课程设计-蒸发器
过程设备原理课程设计
题目：NaOH水溶液蒸发装置的设计
学院： 制造科学与工程学院
系别: 过程装备与控制工程
班级: 过控1102
学生姓名： 周伟
学号： 20116201
指导老师： 张健平
设计时间： 2014/7/4
《过程设备原理课程设计》任务书
题目：NaOH水溶液蒸发装置的设计
一、设计原始数据
（1）设计任务：处理量： 7.92×104/年）（7.92×104，9.95×104，1.667×105）；
料液浓度： 4.7% （4.7％，10.6%）质量%；
产品浓度： 23.7% （23.7%，30%）质量%；
加热蒸汽温度（151，158.1）；
末效冷凝器的温度 49 （℃）（49，59.6）。
（2）操作条件：加料方式：三效并流加料；
原料液温度：第一效沸点温度；
各效蒸发器中溶液的平均密度：ρ1=1014kg/m3，ρ2=1060kg/m3，ρ
3=1239kg/m3；
加热蒸汽压强：500kPa；
冷凝器压强：20kPa；
各效蒸发器的总传热系数：K1=1500W/（m2•K），
K2=1000W/（m2•K），
K3=600W/（m2•K）；
各效蒸发器中液面的高度：1.5m；
各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出；
假设各效传热面积相等，并忽略热损失。
（3）设备型式：中央循环管式蒸发器。
（4）厂址：四川绵阳。
（5）工作日：每年300天，每天24小时连续运行。
二、基本要求
（1）设计方案的简介：对确定的工艺流程及蒸发器型式进行简要论述。
（2）蒸发器的工艺计算：确定蒸发器的传热面积。
（3）蒸发器的主要结构尺寸设计。
（4）绘制工艺流程图及蒸发器设计条件图。
（5）设计结果汇总。
（6）对设计过程的评述和有关问题的讨论。
（7）编写课程设计说明书。
三、参考资料
[1] 中国石化集团上海工程有限公司等. 化工工艺设计手册（第四版上、下册）. 北京: 化学工业出版社, 2009.
[2]尾范英郎（日）著. 徐忠权译. 热交换设计手册. 北京: 化学工业出版社, 1981.
[3]时钧, 汪家鼎. 化学工程手册. 北京: 化学工业出版社, 1996.
[4]卢焕章. 石油化工基础数据手册. 北京: 化学工业出版社, 1982.
[5]陈敏恒，丛德兹. 化工原理(上、下册)(第二版). 北京: 化学工业出版社, 2000.
[6]大连理工大学化工原理教研室. 化工原理课程设计. 大连: 大连理工大学出版社, 1994.
[7]柴诚敬, 刘国维, 李阿娜. 化工原理课程设计. 天津: 天津科学技术出版社, 1995.
目 录
目录
II
目 录
1 设计方案简介 .......................................... 1
1.1 设计方案论证 ............................................. 1
1.2 蒸发器简介 ............................................... 1
2 设计任务 .............................................. 3
2.1 估算各效蒸发量和完成液浓度 ............................... 3
2.2 估算各效溶液的沸点和有效总温度差 ......................... 3
2.3 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算 ................... 6
2.4 蒸发器传热面积的估算 ..................................... 7
2.5 有效温差的再分配 .......................................... 7
2.6 重复上述计算步骤 ......................................... 8
2.7 计算结果列表 ............................................ 11
3 蒸发器的主要结构尺寸的计算 ........................... 12
3.1 加热管的选择和管数的初步估算 ............................ 12
3.2 循环管的选择 ............................................ 12
3.3 加热室直径及加热管数目的确定 ............................ 12
3.4 分离室直径和高度的确定 .................................. 12
3.5 接管尺寸的确定 .......................................... 13
4 蒸发装置的辅助设备的选用计算 ......................... 15
4.1 气液分离器 .............................................. 15
4.2 蒸汽冷凝器的选型设计 .................................... 15
5 评述 ................................................. 19
5.1 可靠性分析 .............................................. 19
5.2 个人感想 ................................................ 19
6 参考文献 ............................................. 20
第一章 绪论
1 设计方案简介
1.1 设计方案论证
多效蒸发的目的是：通过蒸发过程中的二次蒸汽再利用，以节约蒸汽的消耗，从而提高蒸发装置的经济性。目前根据加热蒸汽和料液流向的不同，多效蒸发的操作流程可以分为平流、逆流、并流和错流等流程。本设计根据任务和操作条件的实际需要，采用了并流式的工艺流程。下面就此流程作一简要介绍。
并流流程也称顺流加料流程（如图1），料液与蒸汽在效间同向流动。因各效间有较大的压力差，液料自动从前效流到后效，不需输料泵；前效的温度高于后效，料液从前效进入后效呈过热状态，过料时有闪蒸出现。此流程有下面几点优点：①各效间压力差大，可省去输料泵；②有自蒸发产生，在各效间不必设预热管；③由于辅助设备少，装置紧凑，管路短，因而温度损失小；④装置操作简便，工艺条件稳定，设备维修工作减少。同样也存在着缺点：由于后效温度低、浓度大，因而料液的黏度增加很大，降低了传热系数。因此，本流程只适应于黏度不大的料液。
1.2 蒸发器简介
随着工业蒸发技术的发展，蒸发设备的结构与型式亦不断改进与创新，其种类繁多，结构各异。根据溶液在蒸发中流动情况大致可分为循环型和单程型两类。循环型蒸发器可分为循环式、悬筐式、外热式、列文式及强制循环式等；单程蒸发器包括升膜式、降膜式、升－降膜式及刮板式等。还可以按膜式和非膜式给蒸发器分类。工业上使用的蒸发设备约六十余种，其中最主要的型式仅十余种。本设计采用了中央循环管式蒸发器，下面就其结构及特点作简要介绍。
中央循环管式蒸发器（如图2）又称标准蒸发器。其加热室由一垂直的加热管束（沸腾管束）构成，管束中央有一根直径较大的管子叫做中央循环管，其截面积一般为加热管束截面积的40%~100%。加热管长一般为1~2m，直径25~75mm，长径比为20~40。其结构紧凑、制造方便、操作可靠，是大型工业生产中使用广泛且历史长久的一种蒸发器。至今在化工、轻工等行业中广泛被采用。但由于结构上的限制，其循环速度较低（一般在0.5m/s以下）；管内溶液组成始终接近完成液的组成，因而溶液的沸点高、有效温差小；设备的清洗和检修不够方便。其适用于结垢不严重、有少量结晶析出和腐蚀性较小的溶
第一章 绪论
1 设计方案简介
1.1 设计方案论证
多效蒸发的目的是：通过蒸发过程中的二次蒸汽再利用，以节约蒸汽的消耗，从而提高蒸发装置的经济性。目前根据加热蒸汽和料液流向的不同，多效蒸发的操作流程可以分为平流、逆流、并流和错流等流程。本设计根据任务和操作条件的实际需要，采用了并流式的工艺流程。下面就此流程作一简要介绍。
并流流程也称顺流加料流程（如图1），料液与蒸汽在效间同向流动。因各效间有较大的压力差，液料自动从前效流到后效，不需输料泵；前效的温度高于后效，料液从前效进入后效呈过热状态，过料时有闪蒸出现。此流程有下面几点优点：①各效间压力差大，可省去输料泵；②有自蒸发产生，在各效间不必设预热管；③由于辅助设备少，装置紧凑，管路短，因而温度损失小；④装置操作简便，工艺条件稳定，设备维修工作减少。同样也存在着缺点：由于后效温度低、浓度大，因而料液的黏度增加很大，降低了传热系数。因此，本流程只适应于黏度不大的料液。
1.2 蒸发器简介
随着工业蒸发技术的发展，蒸发设备的结构与型式亦不断改进与创新，其种类繁多，结构各异。根据溶液在蒸发中流动情况大致可分为循环型和单程型两类。循环型蒸发器可分为循环式、悬筐式、外热式、列文式及强制循环式等；单程蒸发器包括升膜式、降膜式、升－降膜式及刮板式等。还可以按膜式和非膜式给蒸发器分类。工业上使用的蒸发设备约六十余种，其中最主要的型式仅十余种。本设计采用了中央循环管式蒸发器，下面就其结构及特点作简要介绍。
中央循环管式蒸发器（如图2）又称标准蒸发器。其加热室由一垂直的加热管束（沸腾管束）构成，管束中央有一根直径较大的管子叫做中央循环管，其截面积一般为加热管束截面积的40%~100%。加热管长一般为1~2m，直径25~75mm，长径比为20~40。其结构紧凑、制造方便、操作可靠，是大型工业生产中使用广泛且历史长久的一种蒸发器。至今在化工、轻工等行业中广泛被采用。但由于结构上的限制，其循环速度较低（一般在0.5m/s以下）；管内溶液组成始终接近完成液的组成，因而溶液的沸点高、有效温差小；设备的清洗和检修不够方便。其适用于结垢不严重、有少量结晶析出和腐蚀性较小的溶
液。
并流加料三效蒸发的物料衡算和热量衡算的示意图如图所示：
第二章 设计任务
2.1 估算各效蒸发量和完成液浓度
总蒸发量：W=11000*（1-0.047/0.237）=8819
设三效蒸发：W1:W2:W3=1:1.1:1.2
W=W1+W2+W3=3.3W
W1=8819/3.3=2672.4 kg/h
W2=1.1*2672.4=2039.7 kg/h
W3=1.2*2672.4=3206.9 kg/h
得到各效料液浓度：
X1=FX0/(F-W1)=11000*0.047/(11000-2672.4)=0.0621
X2=FX0/(F-W1-W2)=11000*0.047/(11000-2672.4-2939.7)=0.0960
X3=0.237
2.2 估算各效溶液的沸点和有效总温度差
P1=500 KPa Pk=20KPa
各效之间的平均压差：∑△P=P1-Pk=500-20=480 KPa
ΔPi=ΣΔP/3=160 KPa
故P1=500-ΔPI=500-160=340 KPa
P2=P1-ΔPi=340-160=180 KPa
P3=20 KPa
对第一效：查的常压下浓度为6.21%的NaOH沸点为101.6℃
Δ＇=101.6-100=1.6℃
查的二次蒸汽为640 KPa时的饱和温度为T1＇=137.7℃ r＇=2155.2 KJ/Kg Δ＇=0.0162*（137.7+273）2 /2155.2*1.6=2.0℃
液层的平均压力Pavi=340+1014*9.81*1.5/（2*103）=347.5 KPa
此压力下的水的沸点138.5℃
Δ＇＇=138.5-137.7=0.8℃
取Δ＇＇＇=1℃
则第一效溶液的温度 t1=T1＇+Δ＇+Δ＇＇+Δ＇＇＇=137.7+1.6+0.8+1=141.1℃ 对第二效：查的9.6%的NaOH溶液沸点为102.8℃
Δ＇常=102.8-100=2.8℃
二次蒸汽在180KPa时饱和温度为T2＇=116.6℃ r2＇=2214 KJ/Kg
Δ＇=0.0162*（116.6+273）2 /2114*2.8=3.1℃
液层的平均压力Pav2=180+1060*9.81*1.5/（2*103）=187.7 KPa
此时水的沸点为118℃
Δ＇＇=118-116.6=1.4℃
取Δ＇＇＇=1℃
第二效溶液温度t2= T2＇+Δ＇+Δ＇＇+Δ＇＇＇=116.6+3.1+1.4+1=122.1℃ 对第三效：
查的23.7%的NaOH溶液沸点为110℃
Δ＇常=110-100=10℃
二次蒸汽在20KPa时饱和温度为T3＇=60.1℃ r2＇=2355 KJ/Kg
Δ＇=0.0162*（60.1+273）2 /2355*2.8=7.6℃
液层的平均压力Pav3=20+1239*9.81*1.5/（2*103）=29.1 KPa
此时水的沸点为68.2℃
Δ＇＇=68.2-60.1=8.1℃
取Δ＇＇＇=1℃
第二效溶液温度t3= T3＇+Δ＇+Δ＇＇+Δ＇＇＇=60.1+7.6+8.1+1=76.8℃ 查的500KPa下饱和蒸汽温度为151.7℃汽化潜热为3113 KJ/Kg
有效温度差∑Δt=（Ts-tk＇）-∑Δ
∑Δt=151.7-60.1-26=65.6℃
2.3求加热蒸汽量及各效蒸发量
第一效为沸点加料有：T0=t1=141.1℃
热利用系数η=0.98-0.7*（0.0621-0.0477）=0.978
则W1=η1D1r1/r＇1=0.978*2113/2155.2*D1=0.959D1
对第二效：
η2=0.98-0.7*（0.096-0.0621）=0.956
W2=η2[W1r2/r＇2+（FCpo-W1Cpo）（t1-t2）/r＇2]=0.896W1+340.2
对第三效：
η3=0.98-0.7*（0.237-0.096）=0.881
W3=η2[W1r2/r＇2+（FCpo-W1Cpo-W2Cpo）（t2-t3）/r＇3]=0.694W1+677.5 W1+W2+W3=8819 KJ/Kg
解得：W1=3012 KJ/Kg
W2=3039 KJ/Kg
W3=2767.8 KJ/Kg
D1=3140.8 KJ/Kg
2.4蒸发传热面积估算
Si=Qi/KiΔti
Q1=D1*r1=3140.8*2113*103/3600=1.843*106 w
Δt1=T1-t1=151.7-141.1=10.6℃
S1=1.843*106/（1500*10.6）=151.9m2
Q2=W1r2＇=3012*2214*1000/3600=1.852*106
Δt2=T2-t2=137.7-122.1=15.6℃
S2=1.852*106/（1000*15.6）=118.7m2
Q3=W2r3＇=3039*2355*1000/3600=1.988*106
Δt3=T3-t3=116.6-76.8=15.6℃
S3=1.988*106/（600*39.8）=83.2m2
误差：1-Smin/Smax=1-83.2/151.9=0.45 误差过大
2.5 有效温差的再分配
S=（S1Δt1+S2Δt2+S3Δt3）/∑Δt=（151.9*10.6+118.7*15.6+83.2*39.6）/65.6=103.3m2 重新分配有效温差Δt1＇=S1/S *Δt1=151.9/103.3*10.6=15.6℃
Δt2＇=S2/S *Δt2=118.7/103.3*15.6=17.9℃
Δt3＇=S3/S *Δt3=83.2/103.3*39.8=32.1℃
2.6重复上述计算
计算个料液浓度，由所求的的各效蒸发量可得各效料液浓度： X1=FX0/(F-W1)=11000*0.047/(11000-3012)=0.065 X2=FX0/(F-W1-W2)=11000*0.047/(11000-3012-3039)=0.104 X3=0.237
计算各料液的温度，因末效完成液浓度和二次蒸汽压力均不变，个温度损失视为恒定值，故末效温度任为76.8℃ t3=76.8℃
T3=T2＇=t3+Δt3＇=76.8+7.6+8.1+1=93.5℃
由第二效蒸汽温度T2＇以及第二效料液浓度X2查杜林线图得到第二效料液沸点为102.1℃。
而由液柱静压力及流动阻力引起的误差视为不变，则可得到第二效温度为: t2=tA2+Δ2＂+Δ2＇＇＇=102.1+0.8+1=103.0℃
同理T2=T1＇=t2+t2＇=103.5+17.9=121.4℃
由T2以及第一效料液浓度查杜林线图得到第一效料液沸点为128.6℃ 则第一效的料液温度为t1=tA1+Δ1＂+Δ1＇＇＇=128.6+2.0+1=131.6℃ 重新分配各效温度情况列于下表:
各效热量恒算：
第一效 η=0.98-0.7*（0.065-0.047）=0.967 则W1=η1D1r1/r＇1=0.967*2113/2245.6*D1=0.950D1 对第二效：
η2=0.98-0.7*（0.104-0.065）=0.953
W2=η2[W1r2/r＇2+（FCpo-W1Cpo）（t1-t2）/r＇2]=0.81W1+488.6 对第三效：
η3=0.98-0.7*（0.237-0.104）=0.887
W3=η2[W1r2/r＇2+（FCpo-W1Cpo-W2Cpo）（t2-t3）/r＇3]=0.635W1+827.8
W1+W2+W3=8819 KJ/Kg 解得：W1=2980.3 KJ/Kg W2=3029.7KJ/Kg W3=2809.0KJ/Kg D1=3137.2 KJ/Kg
与第一次计算结果比较：｜1-2980.3/3012｜=0.011 ｜1-3029.7/3039｜=0.003 ｜1-2809/2767.8｜=0.014 相对误差都在0.05一下，故各效蒸发量计算合理。 蒸发传热面积的计算： Si=Qi/KiΔti
Q1=D1*r1=3127.2*2113*103/3600=1.841*106 w Δt1= 15.6℃
S1=1.841*106/（1500*15.6）=98.7m2
Q2=W1r1＇=2980.3*2245.6*1000/3600=1.859*106 Δt2＇=17.9℃
S2=1.859*106/（1000*17.9）=103.8m2
Q3=W2r2＇=3029.7*2270.2*1000/3600=1.911*106 Δt3=32.1℃
S3=1.911*106/（600*32.1）=99.2m2
误差：1-Smin/Smax=1-98.7/151.9=0.04 误差
3 蒸发器的主要结构尺寸的计算
3.1 加热管的选择和管数的初步估算 所需管子数n=S/πd0（L-0.1）
其中 S—蒸发器的传热面积，m2，由前面的工艺计算决定 d0—加热管外径，m L—加热管长度，m,取 L=2m, 管径d0=57mm n=100.5/（3.14*0.057*1.9）=295.5≈296根 正三角形排列如图所示：
3.2 循环管的选择 由经验公式循环管内径： Di=√（0.4-0.1）ndi 因为S较大，取： Di=√（0.4n）di 所以Di=0.548m 选取φ630×20mm
3.3 加热室直径及加热管数目的确定 按正三角形排列，管束中心在线管数 nz=1.1*√296=19根
加热室内径Di=t（nc-1）+2b＇ 其中t为管心距，取0.07m, b=1d0 Di=0.07*（19-1）+2*1*0.057=1.374m 3.4分离室直径和高度的确定 分离室的体积V=W/3600Ρu
其中W为某效蒸发器的二次蒸气流量，ρ为某效蒸发器的二次蒸气的密度，U为蒸气体积强度， 一般允许值为1.1—1.5m3/（m3·s） 取W=W3=2809kg/h，ρ=0.2668kg/m3 U=1.1m3/(m3·s)。 所以V=2.959m3
分离室高度和直径的关系为：V=πd2H/4 d=di=1.374 求得H=1.997m 3.5 接管尺寸的确定
3.5.1 热蒸汽进口，二次蒸气出口，其中Vs 为流体的体积流量 流体进出口的内径d=√（4Vs/πu) 因为第一效流量最大，所以取其为计算量 Vs=2809/3600/0.124=6.293 m3/s
取流速为25m/s d=√（6.293*4/25π）=0. 5663m 取管为φ570×15
则实际流速为 u=4*6.293/3.14*0.52 =32.06 m/s
3.5.2 溶液进出口，因为第一效的流量最大，所以取其为计算量 Vs=11000/3600/1170=0.00261 m3/s
因为其流动为强制流动，u =0.8--15 m/s,所以取u = 3 m/s 则有 d=√（4*2.61*10-3/3.14*3）=0.0332 取管φ38×2.5 则实际流速为u=4*0.0332/3.14/0.032=43.40 m/s
3.5.3 冷凝水出口
其中Vs 为流体的体积流量
Vs=Ws/p=2809/3600/998=7.818*104m3/s
按自然流动的液体计算，u=0.08—0.15 m/s,取u=0.12m/s，则计算出
d=√（4*7.818*10-4/3.14/0.1）=0.099m
取管φ108×10实际流体流速为
u=4*7.818*10-4/3.14/0.12=0.099 m/s
4 蒸发装置的辅助设备的选用计算
4.1 气液分离器
4.1.1 本设计采用的是惯性式除沫器，其主要作用是为了防止损失有用的产品或防止污染冷凝液体。
其性能参数如表
表 0-1 惯性式除沫器性能参数如表
4.1.2 分离器的选型
由D0≈D1
D1：D2：D3：=1：1.5：2.0
H=D-3 H=（0.4～0.5）D1
其中 D0－二次蒸汽的管径，m
D1－除沫器内管的直径，m
D2－除沫器外管的直径，m
D3－除沫器外壳的直径，m
H－除沫器的总高度，m
h－除沫器的内管顶部与器顶的距离，m，m
所以 D1= D0=0.57 m D2=0.855m D3=1.14m H=D3=1.14m h=0.5D1=0.285m
4.2 蒸汽冷凝器的选型设计
4.2.1 本设计采用的是多层孔板式蒸汽冷凝器，其性能参数如表
4.2.2 蒸汽冷凝器的选型
1.冷却水量的确定
查多孔板冷凝器的性能曲线得18kPa的进口蒸汽压力，冷却水进口温度
20℃,1m3冷却水可冷却蒸汽量为X=53Kg，得VL=2809/53=53m3/h
2、冷凝器直径
取二次蒸汽的流速u=15m/s
D=√(4W/πρu)= √(4*2809/3600/3.14/15/0.124)=0.731
3、淋水板设计
因为D>500mm,取淋水板8块
淋水板间距以经验公式Ln+1=0.7Ln 计算，取L末=0.15m 即L7=0.15m.依次计算出： L6=L7/0.7=0.21
L5=L6/0.7=0.30 L4=L5/0.7=0.43
L3=L4/0.7=0.61
L2=L3/0.7=0.87
L1=L2/0.7=1.24
L0=L1/0.7=1.77
弓型淋水板的宽度 B‘=0.8D=0.8×649=519.2mm B=0.5D+50=0.5×649+50=374.5mm 其中B‘为最上面的一块板，B为其它板 淋水板堰高h，取h=50mm
淋水板孔径 冷却水循环使用，取8mm
淋水板孔数 淋水孔流速u0=√ηφ（2gh）
其中 η-淋水孔的阻力系数，η=0.95～0.98
水孔收缩系数，Ψ=0.80～0.82 h-淋水板堰高,m 取η=0.98 Ψ=0.82
计算u0=0.8m/s
孔数n=V2/(3600*πd2u0/4)=361
考虑到长期操作时易造成孔的堵塞，取最上层孔数为1.15n=1.15×361=414个，其它各板孔数应加大5%，即1.05n=1.05×361=379个
淋水孔采用正三角形排列。
5 评述
5.1 可靠性分析
计算过程中有计算误差或者人为误差，没有多次验算，而且有些设备的选择不是很准确，所以最后结果可靠性不是很强。
5.2 个人感想
经历了一个星期的设计与计算，本次化工原理课程设计也将告于段落，在这十几天的时间里收获了许多，是在平时的学习当中所感受不到的。
原本课程设计在想象中是一件很容易的事情，但是现在心里绝对不是这种想法了。理解了设计人员的不易，每一个数据的确定都要有它自己的依据，不能凭空捏造，更要明白每个数据存在的意义。更是自己对上学期的化工原理的应用，让我明白了化工原理的重要性，以及开设这门课程的意义，它是我们化工生产中不可缺少的一部分，假如生产时人，那它就是人脚下的路。想要走好这条路，就必须先铺好它。
在整个过程中也考验了自己多方面的能力，比如计算的严谨，相信很多人在这方面是深有感触也包括我自己在内，每组数据的计算都在三到四遍那样。还有对知识掌握的扎实程度，对公式的理解与运用，都是很重要的，真有种牵一发而动全身的感觉。还有就是电脑的运用上，如公式编辑器，Word的应用，AutoCAD的运用都在这次课程设计中体现，。让我认清了一件事，那就是作为当代大学生，不能只顾专业的学习，还要全方面的发展自己，让自己将来在社会上成为有用之人。
6 参考文献
[1] 柴诚敬，刘国维，李阿娜.化工原理课程设计[M].天津：天津科学技术出版社，1994：67-73
[2]大连理工大学化工原理教研室. 化工原理课程设计. 大连: 大连理工大学出版社, 1994.
[3]陈敏恒，丛德兹. 化工原理(上、下册)(第二版). 北京: 化学工业出版社, 2000.