三效蒸发器相关课程设计--

中南民族大学

化工专业课程设计

学院： 化学与材料科学学院 专业：化学工程与工艺 年级：2011级

题目:KNO3水溶液三效蒸发工艺设计 学生姓名：888 学号：****** 指导教师姓名：888 职称: 教授

2014年 12 月 29 日

化工专业课程设计

化工专业课程设计任务书

设计题目：KNO3水溶液三效蒸发工艺设计 设计条件：

1.年处理能力为 7.92×10 t/a KNO3水溶液； 2. 设备型式 中央循环管式蒸发器；

3. KNO3水溶液的原料液浓度为8%，完成液浓度为48%，原料液温度为20℃，比热容为3.5kJ/(kg. ℃)；

4. 加热蒸汽压力为400kPa（绝压），冷凝器压力为20kPa(绝压)；

5. 各效加热蒸汽的总传热系数：K1=2000W/（m2•℃）；K2=1000W/（m2•℃）；K3=500W/（m2•℃）； 6. 各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出。各效传热面积相等，并忽略浓缩热和热损失，不计静压效应和流体阻力对沸点的影响；

7. 每年按300天计，每天24小时运行； 设计任务：

1. 设计方案简介：对确定的工艺流程进行简要论述。

2. 蒸发器和换热器的工艺计算：确定蒸发器、换热器的传热面积。 3. 蒸发器的主要结构尺寸设计。

4. 主要辅助设备选型，包括气液分离器及换热器等。

5. 绘制KNO3水溶液三效蒸发装置的流程图及蒸发器设备工艺简图、。 姓名：

班级：化学工程与工艺专业 学号：

指导教师签字：

4

目录

1 概述.............................................................. 1 1.1 蒸发简介........................................................ 1 1.2 蒸发操作的分类.................................................. 1 1.3 蒸发操作的特点.................................................. 4 1.4蒸发设备 ........................................................ 4 2设计条件及设计方案说明 ............................................ 5 2.1设计方案的确定以及蒸发器选型 .................................... 5 2.2工艺流程简介 .................................................... 6 3. 物性数据及相关计算............................................... 7 3.1蒸发器设计计算 .................................................. 7

3.1.1估计各效蒸发量和完成液浓度................................. 8 3.1.2 估计各效蒸发溶液的沸点和有效总温度差 ...................... 8 3.1.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算.................... 10 3.1.4蒸发器传热面积的估算...................................... 12 3.1.5有效温度的再分配.......................................... 12 3.1.6重复上述计算步骤.......................................... 13 3.1.7计算结果.................................................. 16 3.1.8蒸发器设备计算和说明...................................... 17 3.1.9 辅助设备的选择 ........................................... 19 3.2换热器设计计算 ................................................. 23 3.3管道管径的计算 ................................................. 24 4对本设计的自我评述 ............................................... 24

1

1 概述

1.1 蒸发简介

在化工、轻工、医药、食品等工业中，常常需要将溶有固体溶质的稀溶液加以浓缩，以便得到浓溶液（固体产品）或制取溶剂，例如硝酸铵、烧碱、抗生素、食糖等生产以及海水淡化等。工业上常用的浓缩方法是蒸发，蒸发是采用加热的方法，使含有不挥发性杂质（如盐类）的溶液沸腾，除去其中被汽化单位部分杂质，使溶液得以浓缩的单元操作过程。

化工生产中蒸发主要用于以下几种目的： （1）获得浓缩的溶液产品；

（2）将溶液蒸发增浓后，冷却结晶，用以获得固体产品，如烧碱、抗生素、糖等产品； （3）脱除杂质，获得纯净的溶剂或半成品，如海水淡化。进行蒸发操作的设备叫做蒸发器。

蒸发器内要有足够的加热面积，使溶液受热沸腾。溶液在蒸发器内因各处密度的差异而形成某种循环流动，被浓缩到规定浓度后排出蒸发器外。蒸发器内部有足够的分离空间，以除去汽化的蒸汽夹带的雾沫和液滴，或装有适当形式的除沫器以除去液沫，排出的蒸汽可回收热量加以利用，或经过冷凝器冷凝

蒸发过程中经常采用饱和蒸汽间壁加热的方法，通常把作热源用的蒸汽称做一次蒸汽，从溶液蒸发出来的蒸汽叫做二次蒸汽。

1.2 蒸发操作的分类

按操作的方式可以分为间歇式和连续式，工业上大多数蒸发过程为连续稳定操作的过程。

按操作压力，蒸发可以分为常压蒸发、加压或减压蒸发。真空蒸发有许多优点： （1）在低压下操作，溶液沸点较低，有利于提高蒸发的传热温度差，减小蒸发器的传热面积；

（2）可以利用低压蒸气作为加热剂； （3）有利于对热敏性物料的蒸发； （4）操作温度低，热损失较小。

按二次蒸汽的利用情况可以分为单效蒸发和多效蒸发，倘若将加热蒸汽通入一蒸发器，则液体受热而沸腾，所产生的二次蒸汽，其压力与温度比较原加热蒸汽（生蒸汽）为低。但此二次蒸汽仍可设法加以利用。最普遍的利用方法是将其当作加热蒸汽，引入另一个蒸发器，只要后者的蒸发室压力和溶液沸点均较原来蒸发器中为低，则引入的二次蒸汽仍能起到加热作用。此时第二个蒸发器的加热室便是第一个蒸发器的冷凝器，这就是多效蒸发的原理。将

1

化工专业课程设计

多个蒸发器这样连接起来一同操作，即组成一个多效蒸发器。每一蒸发器称为一效，通入生蒸汽的，称为第一效，利用第一效的二次蒸汽为加热蒸汽的称为第二效，以此类推。由于各效（最后一效除外）的二次蒸汽都作为下一效蒸发器的加热蒸汽，提高了生蒸汽的利用率，节省了生蒸汽用量，所以，在蒸发大量水分时，广泛采用多效蒸发，常用的多效蒸发有双效、三效或四效，有的多达六效。

多效蒸发按加料方式又可分为以下四种： ① 溶液与蒸汽成并流的方法，简称并流法； ② 溶液与蒸汽成逆流的方法，简称为逆流法；

③ 溶液与蒸汽在有些效间成并流而在有些效间则成逆流，简称错流法； ④ 每一效都加入原料液的方法，简称平流法。 以三效为例加以说明，当效数有所增减时，其原则不变。 （1） 并流法

图1 三效蒸发并流加料流程

并流法是工业中最常用的为并流加料法，如图1所示，溶液流向与蒸汽相同，即第一效顺序流至末效。因为后一效蒸发室的压力较前一效为低，故各效之间可无须用泵输送溶液，此为并流法的优点之一。其另一优点为前一效的溶液沸点较后一效的为高，因此当溶液自前一效至后一效内，即成过热状态而立即自行蒸发（常称为自蒸发或闪蒸），可以发生更多的二次蒸汽，使能在次一效蒸发更多的溶液。其缺点则为最后一效的溶液的浓度较前一效的大，而温度又较低，粘度增加显著，因而传热系数就小很多。这种情况在最末一、二效尤为严重，使整个蒸发系统的生产能力降低。因此，如果遇到溶液的粘度随浓度的增大而很快增加的情况，不宜采用并流法。

2

化工专业课程设计

（2） 逆流法

图2 三效蒸发逆流加料流程

如图2所示，原料液由末效流入，而由泵打入前一效。逆流法的优点在于溶液的浓度愈大时蒸发的温度亦愈高，使各效溶液均不致出现粘度太大的情况，因而传热系数也就不致过小。其缺点是，除进入末效的溶液外，效与效之间皆需用泵输送溶液，且各效进料温度（末效除外）都较沸点为低，故与并流法比较，所产生的二次蒸汽量减少。 （3） 平流法

此法是按各效分别进料并分别出料的方式进行的，如图3所示。此法适用于在蒸发过程中同时有结晶体析出的场合。例如食盐溶液，当蒸发至27%左右的浓度即达饱

3

图3 三效蒸发平流加料流程

化工专业课程设计

和，若继续蒸发，就有结晶析出；此结晶不便在效与效之间输送，故可采用此种流程将含结晶的浓溶液自各效分别取出。

（4） 错流法

此法的特点是在各效间兼用并流和逆流加料法。例如在三效蒸发设备中，溶液的流向可为3 1 2或2 3 1。此法的目的是利用以上并流法和逆流法的优点，克服或减轻二者的缺点，但其操作比较复杂。

在加压蒸发中，所得到的二次蒸气温度较高，可作为下一效的加热蒸气加以利用。因此，单效蒸发多为真空蒸发；多效蒸发的前效为加压或常压操作，而后效则在真空下操作。

1.3 蒸发操作的特点

从上述对蒸发过程的简单介绍可知，常见的蒸发时间壁两侧分别为蒸气冷凝和液体沸腾的传热过程，蒸发器也就是一种换热器。但和一般的传热过程相比，蒸发操作又有如下特点 :

(1)沸点升高 蒸发的溶液中含有不挥发性的溶质，在港台压力下溶液的蒸气压较同温度下纯溶剂的蒸气压低，使溶液的沸点高于纯溶液的沸点，这种现象称为溶液沸点的升高。在加热蒸气温度一定的情况下，蒸发溶液时的传热温差必定小于加热纯溶剂的纯热温差，而且溶液的浓度越高，这种影响也越显著。

(2)物料的工艺特性 蒸发的溶液本身具有某些特性，例如有些物料在浓缩时可能析出晶体，或易于结垢；有些则具有较大的黏度或较强的腐蚀性等。如何根据物料的特性和工艺要求，选择适宜的蒸发流程和设备是蒸发工艺设计时必须要考虑的问题。

(3)节约能源 蒸发时汽化的溶剂量较大，需要消耗较大的加热蒸气。如何充分利用热量，提高加热蒸气的利用率是蒸发操作要考虑的另一个问题。

1.4蒸发设备

蒸发设备的作用是使进入蒸发器的原料液被加热，部分汽化，得到浓缩的完成液，同时需要排出二次蒸气，并使之与所夹带的液滴和雾沫相分离。

蒸发的主体设备是蒸发器，它主要由加热室和蒸发室组成。蒸发的辅助设备包括：使液沫进一步分离的除沫器，和使二次蒸气全部冷凝的冷凝器。减压操作时还需真空装置。兹分述如下：

由于生产要求的不同，蒸发设备有多种不同的结构型式。对常用的间壁传热式蒸发器，按溶液在蒸发器中的运动情况，大致可分为以下两大类： （1）循环型蒸发器

特点：溶液在蒸发器中做循环流动，蒸发器内溶液浓度基本相同，接近于完成液的浓度。操作稳定。此类蒸发器主要有：

4

化工专业课程设计

a.中央循环管式蒸发器 b.悬筐式蒸发器 c.外热式蒸发器 d.列文式蒸发器 e.强制循环蒸发器 其中，前四种为自然循环蒸发器。 （2）单程型蒸发器

特点：溶液以液膜的形式一次通过加热室，不进行循环。

优点：溶液停留时间短，故特别适用于热敏性物料的 蒸发；温度差损失较小，表面传热系数较大。

缺点：设计或操作不当时不易成膜，热流量将明显下降；不适用于易结晶、结垢物料的蒸发。

此类蒸发器主要有:

a.升膜式蒸发器 b.降膜式蒸发器 c.刮板式蒸发器

2设计条件及设计方案说明

2.1设计方案的确定以及蒸发器选型

本次设计要求采用中央循环管式蒸发器，在工业上被称为标准蒸发器（如图4所示）。其特点是结构紧凑，制造方便，传热较好，操作可靠等优点，应用十分广泛，有\"标准蒸发器\"之称。它的加热室由垂直的加热管束组成，在管束中央有一根直径很大的管子，称为中央循环管。当管内液体被加热沸腾时，中央循环管内气液混合物的平均密度较大；而其余加热管内气液混合物的平均密度较小。在密度差的作用下，溶液由中央循环管下降，而由加热管上升，做自然循环流动。溶液的循环流动提高了沸腾表面传热系数，强化了蒸发过程。为使溶液有良好的循环，中央循环管的截面积，一般为其余加热管总截面积的40%～100%；加热管的高度一般为1～2m；加热管径多为25～75mm之间。但实际上，由于结构上的限制，其循环速度一般在0.4～0.5m/s以下；蒸发器内溶液浓度始终接近完成液浓度；清洗和维修也不够方便。

5

化工专业课程设计

在蒸发操作中，为保证传热的正常进行，根据经验，每效分配到的温差不能小于5～7℃。通常，对于沸点升高较大的电解质溶液，应采取2～3效。由于本次设计任务是处理KNO3溶液。这种溶液是一种沸点升高较大的电解质，故选用三效蒸发器。另外，由于KNO3溶液是一种粘度不大的料液，故多效蒸发流程采用并流操作。

多效蒸发器工艺设计的主要依据是物料衡算、热量衡算及传热速率方程。计算的主要项目有：加热蒸气(生蒸气)的消耗量，各效溶剂蒸发量以及各效的传

热面积等。多效蒸发器的计算一般采用迭代计算法。

图4 中央循环管式蒸发器

2.2工艺流程简介

图5 蒸发工艺流程简图

如图5所示，20℃的原料液三台列管式换热器换热后达到泡点进入第Ⅰ效蒸发器，在

6

化工专业课程设计

生蒸汽的给热下蒸发大量水蒸气形成二次蒸汽，同时生蒸汽损失热量发生相变冷凝成水，但此时其温度仍很高，是品味很高的热源，可做为第Ⅲ换热器的热流体，由并流加料法的特点知第Ⅱ效蒸发器压力较第Ⅰ效为低，故第Ⅰ效中产生的大量二次蒸汽作为第Ⅱ效的加热蒸汽进入第Ⅱ效，经加热料液冷凝成冷凝水，但较第Ⅰ效的冷凝水温度为低，作为第Ⅱ换热器的热源对原料液进行预热。第Ⅱ效料液的沸点较第Ⅰ效为低，故第Ⅰ效的完成液一进入第Ⅱ效便成过热状态而立即蒸发出大量二次蒸汽，同理，该二次蒸气作为加热蒸汽进入第Ⅲ效蒸发器，其冷凝水温度进一步降低，只能作为第Ⅰ 换热器的热源，对常温下的原料液进行初步的预热。第Ⅲ效蒸发器的二次蒸汽经冷却器冷却，冷凝成水后回收利用。从第三效蒸发器出来的料液已达到所需浓度要求，可输送到储槽储存利用。为实现能量利用的最大化，选择泡点进料，但经换热器Ⅰ～Ⅲ预热后的原料液无法达到泡点，故用高温的过热蒸汽在换热器Ⅳ中对原料液进行进一步加热使其达到泡点。

3. 物性数据及相关计算

3.1蒸发器设计计算

图6 并流加料三效蒸发的物料衡算及热量衡算图

7

3.1.1估计各效蒸发量和完成液浓度

年处理量：：（7.92×10+30X）吨 ，且每年按照300天计算，每天24小时。

4

(7.92104)103F11000kg/h

30024 总蒸发量：

x0.08WF101100019166.7kg/h

x0.483因并流加料，蒸发中无额外蒸气引出，可设

W1:W2:W31:1.1:1.2W1W2W33.3W1W1W9166.72777.8kg/h3.33.3W21.1W11.12777.83055.6 kg/h

W31.2W11.22777.83333.4kg/h

x1Fx0110000.08

0.1070

FW1110002777.8Fx0110000.080.1703

FW1W2110002777.83055.6x2x30.48

3.1.2 估计各效蒸发溶液的沸点和有效总温度差 设各效间压力降相等，则总压力差为

ΔPPP40020380 kPa

1KΔP380=126.67 kPa 各效间的平均压力差为ΔPi33 由各效的压力差可求得各效蒸发室的压力，即：

8

化工专业课程设计

P1P1ΔPi400126.67273.33 kPaP12ΔPi4002126.67146.66 kPa P220 kPaP3PK 由各效的二次蒸气压力，从手册中可查得相应的二次蒸气的温度和气化潜热列于下表中。

表1 二次蒸气的温度和气化潜热 效数

Ⅰ

Ⅱ

Ⅲ

，kPa 二次蒸气压力Pi0二次蒸气温度Ti,C

273.33 146.66 20

130.2 110.5 60.1

(即下一效加热蒸汽的温度） 二次蒸气的气化潜热ri,kJ/kg （即下一效加热蒸汽的气化潜热）

(1)各效由于溶液沸点而引起的温度差损失

蒸发操作常常在加压或减压下进行，从手册中很难直接查到非常压下的溶液沸点。所以用以下方法估算。

fa

'2177.3 2231.0 2354.9

0.0162(Ti273)2 f

ra—常压下(101.3kPa)由于溶质引起的沸点升高，即溶液的沸点-水的沸点 常压下水的沸

点为100℃。

（2）由《化工原理》上册第280页无机物水溶液在常压下的沸点表查得常压下不同质量分数的KNO3沸点：

表2 KNO3水溶液在常压下的沸点

质量分数kg/l 沸点℃/tAit 10.7% 100.8 17% 101.4 48% 105.3 经查表知400 kPa下饱和蒸汽温度为143.4℃，气化潜热为2138.5kJ/kg

'atAi100

9

化工专业课程设计

0.0162(130.2273)2f1(100.8100)0.97C a2177.30.0162(110.5273)2(101.4100)1.50C 2fa2231.00.0162(60.1273)2(105.3100)4.05C 3fa2354.9由于不考虑液柱静压效应和流动阻力对沸点的影响，所以总的温差损失为

''1'2'30.971.504.056.52

（3）各效料液的温度和有效总温差

由各效二次蒸气Pi＇及温度差损失Δi，即可由下式估算各效料液的温度ti:

tiTiΔi0.97 CΔ1Δ1Δ2Δ21.50CΔ3Δ34.05 C

各效料液温度为

t1T1Δ1130.20.97131.17CΔ2110.51.50112.00 Ct2T2t3T3Δ360.14.0564.15 C有效总温度差

ΔtTSKSΔ TK

由手册可查得400kPa饱和蒸汽的温度为143.4C、气化潜热为2138.5kJ/kg，所以

ΔtTTΔ143.460.16.5276.78C

3.1.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算 第i效的热量衡算式为

QiDiriFcp0W1cpwW2cpw...Wi1cpwtiti1Wiri'

当无额外蒸汽抽出时DiWi1 由上式求得第i效蒸发水量Wi的计算式

10

化工专业课程设计

DrWiiii(Fcp0W1cpwriWi1cpw)ti1ti ri由于忽略溶液的浓缩热和热损失，所以热利用系数1

DiWi1

cpw=4.187kJ/(kg·℃﹚ 第Ⅰ效的蒸发水量W1为

DrttW1η111Fcp001r1r1143.4131.172138.51D1110003.5 ①

2177.32177.30.9822D1216.3 第Ⅱ效的蒸发水量W2为

DrttW2η222Fcp0W1cpw12r2r2Wrttη212Fcp0W1cpw12r2r2131.17112.002177.31W1110003.54.187W12231.02230.20.9400W1330.8 对于第Ⅲ效，同理可得

②

DrttW3η333Fcp0W1cpwW2cpw23r3r3Wrttη323Fcp0W1cpwW2cpw23 r3r3112.0063.152231.01W2110003.54.187W14.187W22354.92354.90.8624W20.08500W1781.55 又因为 W1W2W39166.7kg/h ④

联解上面①②③④式，可得

③

W12914.46kg/h

11

化工专业课程设计

W23070.39kg/h W3=3181.73 kg/h D12747.06kg/h

3.1.4蒸发器传热面积的估算 SiQi KiΔtiQ1D1r12747.062138.510336001.6318106 W

Δt1T1t1143.4131.1712.23C

Q11.6318106S166.71 m2

K1Δt1200012.23Q2W1r12914.462177.310336001.7627106 W

Δt2T2t2T'1-t2130.2112.0018.20 C

Q21.7627106S296.85m2

K2Δt2100018.203070.392231.010 Q3W2r2336001.9028106 W

Δt3T3t3T2'-t3110.564.1546.35 C

Q31.9028106S382.11m2

K3Δt350046.35误差为1 Smin66.7110.311＞0.05，误差较大，应调整各效的有效温度差，重Smax96.85复上述计算过程，使三个蒸发器的传热面积尽量相等。 3.1.5有效温度的再分配

SS1Δt1S2Δt2S3Δt3t66.7112.2396.8518.2082.1146.3583.15 m212.2318.2046.3512

化工专业课程设计

重新分配有效温度差，可得

S166.71Δt112.239.8C S83.15S296.85ΔtΔt18.2021.2 C 22S83.15S382.11ΔtΔt46.3545.8C 33S83.15Δt13.1.6重复上述计算步骤 3.6.1.1计算各效料液

由所求得的各效蒸发量，可求各效料液的浓度，即

x1Fx0110000.080.109

FW1110002914.46Fx0110000.080.175

FW1W2110002914.463070.39x2x30.48

3.1.6.2计算各效料液的温度

因末效完成液浓度和二次蒸气压力均不变，各种温度差损失可视为恒定，故末效溶液的温度仍为64.15C, 即

t364.15C

则第Ⅲ效加热蒸汽的温度（也即第Ⅱ效料液二次蒸气温度)为

t3ΔtT3T2364.1545.8109.95 C'在此温度下汽化潜热r22233.4kJ/kg

用公式 fa 再次对料液温度进行估算

0.0162(T2273)22faar20.0162(109.95273)2(101.4100)

2233.41.49℃ 不计液柱静压力及流动阻力而引起的温度差损失，故第Ⅱ效料液的温度为

t2T2'2'109.95+1.49=111.44C

13

化工专业课程设计

同理

T'1t2t2'111.4421.2132.64C

在此温度下汽化潜热：

' r12170.0kJ/kg

0.0162(T1273)20.0162(132.64273)2f1(100.8100)0.98℃aar12170.0

t1T'1'1132.640.98133.62℃

由于不考虑液柱静压和流动阻力对沸点的影响，且溶液温差损失变化不大，故有效总

温差不变,即

Δt9.821.245.876.8 C

温度差重新分配后各效温度情况列于下表：

表3 三效蒸发器各效的温度

效次

加热蒸汽温度，C 有效温度差,C 料液温度，C

3.1.6.3各效的热量衡算

Ⅰ T1=143.4

Ⅱ T'1=132.64

Ⅲ T'2=109.95

t1'9.8

t1=133.62

Δt221.2

t2=111.44

Δt345.8

t3=64.15

T1132.64 Cr12170.0 kJ/kg109.95CT2

2233.4kJ/kgr2T360.1 Cr32354.9kJ/kg 第Ⅰ效

DrttW1η111Fcp001r1r1143.4133.622138.51D1110003.5 ①

2170.02170.00.9855D1173.514

化工专业课程设计

第Ⅱ效

WrttW2η212Fcp0W1cpw12r2r2133.62111.442649.22 ② 1W1110003.54.187W12233.42233.40.9304W1382.5 第Ⅲ效

WrttW3η323Fcp0W1cpwW2cpw23r3r3111.4464.152232.4 ③ 1W2110003.54.187W14.187W22354.92354.90.8643W20.08374W1773.1 又因为

W1W2W39166.7kg/h ④

联解上面①②③④式得 W12897.5kg/h

W23078.3kg/h W33190.9kg/h D12764.1 kg/h

与第一次计算结果比较，其相对误差为

12897.50.00582

2914.463078.30.00258

3070.393190.90.00288

3181.7311计算相对误差均在0.05以下，故各效蒸发量的计算结果合理。其各效溶液无明显变化，不需要重新计算。

3.1.6.4 蒸发器传热面积的计算

Q1D1r12764.12138.510315

36001.642106 W

化工专业课程设计

Δt'19.8C

Q11.6421062 S183.8m'K1Δt120009.8 Q2W1r12897.52170.010' Δt221.2 C

'336001.747106 W

Q21.747106S282.4 m2

K2Δt2100021.2 Q3W2r23078.32232.410'336001.909106 W

Δt'345.8C

Q31.9091062 S383.4 m'K3Δt350045.8 误差为1 Smin82.410.016 < 0.05，迭代计算结果合理。 Smax83.8 平均传热面积为

Sm3.1.7计算结果

S1S2S383.882.483.483.2m2

33表4 物料计算的结果

效次 加热蒸汽温度，0C 操作压力P'i,kPa 溶液温度（沸点）ti,0C 完成液浓度xi,% 蒸发量Wi，kg/h 蒸气消耗量D，kg/h 传热面积Si,m2 完成液流量kg/h

Ⅰ 143.4 273.33 133.62 10.9 2897.5

Ⅱ 132.64 146.66 111.44 17.5 3078.3 2764.1

Ⅲ 109.95 20 64.15 48 3190.9

冷凝器 60.1 20

83.2 8073.4 16

83.2 5028.6 83.2 1833.3 化工专业课程设计

3.1.8蒸发器设备计算和说明

3.1.8.1加热管的选择和管数的初步估计

管子长度的选择应根据溶液结垢后的难以程度、溶液的起泡性和厂房的高度等因素来考虑，易结垢和易起泡沫溶液 的蒸发易选用短管。根据我们的设计任务和溶液性质，我们选用以下的管子。

加热管的型号选用：φ38×2.5mm 加热管长度选用：2.0m 初步估算所需管子数为n'

n's83.2367.0πd0L0.13810-32.00.1

3.1.8.2循环管的选择

循环管的截面积是根据使循环阻力尽量减小的原则来考虑的。中央循环管式蒸发器的循环管截面积可取加热管总截面积的40%～100%。本次计算取50% 。 则循环管的总截面积为

π2πD10.5ndi2 44 D10.5ndi0.5367.03822.5447.0 mm

因为S较大，根据上式结果，选取管径相近的标准管型号为φ460×12mm。

循环管的管长与加热管相等，为2.0 m。循环管的规格一次确定。循环管的管长与加热管相等，循环管的表面积不计入传热面积中。 3.1.8.3加热室的直径以及加热管数目的确定

加热室的内径取决于加热管和循环管的规格、数目及在管板上的排列方式。加热管在管板上的排列方式为正三角形,不同加热管尺寸的管心距查表得

表5 不同加热管尺寸的管心距

加热管外径d0,mm 管心距t,mm

19 25

25 32

38 48

57 70

由上表查得型号为φ38×2.5mm的管心距为

t48 mmnc1.1n1.1367.021.117

化工专业课程设计

估计加热室的内径

Ditnc12b

其中，b1~1.5d0

取 b1.2d01.23845.6mm

所以 Ditnc12b4821.11245.61075.2mm

表6 壳体的尺寸标准

壳体内径，mm 最小壁厚，mm

400～700

8

800～1000

10

1100～1500

12

1600～200

14

根据估算，及容器的公称直径表，试选用D1100 mm作为加热室的内径，并以此内径和循环管外径作同心圆，在同心圆的环隙中，按加热管的排列方式和管心距作图。当内径为1100mm是，获得管数大于估算的管数，满足要求。所以加热室的型号选用：φ1000×12mm。

3.1.8.4分离室直径和高度的确定 分离室体积的计算式为： VW

3600ρ U3 其中，U为蒸发体积强度，一般允许值为1.1～ 1.5 m/ms，在此取

31.2 m3/m3s。

将工艺计算中二次蒸气的温度和流量以及根据温度所查得的二次蒸气的密度列于下

表7 二次蒸气相应密度

效次

二次蒸气温度Ti,0C 二次蒸汽流量Wi，kg/h 二次蒸气密度ρ，，kg/m

依据上表数据，分别算出各效分离室数据：

3Ⅰ 132.64 2897.5

1.6107

Ⅱ 109.95 3078.3 0.8242

Ⅲ 60.1 3190.9 0.1307

18

化工专业课程设计

V1V2V3W12897.50.4164m33600ρ1U36001.61071.2W23078.30.8646 m3

3600ρ2U36000.82421.2W33190.95.6514m33600ρ3U36000.13071.23 为方便起见，各效分离室的尺寸均取一致，所以体积V取最大值V5.6514m。

分离室的高度和直径的确定需考虑的原则：

①H:D1～2 ,取H:D1.5

②H1.8

③在允许的条件下，分离室直径应尽量与加热室相同。

根据Vπ2DH 4可得：

H2.55 m

D1.7 m3.1.9 辅助设备的选择 3.1.9.1气液分离器

根据蒸气流速和各气液体分离器的性能，选择惯性式除沫器作为气液分离器。其主要尺寸确定为：

除沫器内管的直径

D0D1536.6 mm

且 D1:D2:D31:1.5:2 除沫器外罩管的直径

D0,二次蒸汽的管径

D21.5D11.5536.6804.9mm

除沫器外壳的直径

D32D12536.61073.2mm

除沫器的总高度

HD31073.2 mm

19

化工专业课程设计

除沫器内管顶部与器顶的距离

h0.5D10.5536.6268.3mm

选取 除沫器内管：56010mm 除沫器外罩管：85020mm 除沫器外壳：122015mm 3.1.9.2蒸汽冷凝器

蒸汽冷凝器的作用是用冷却水将二次蒸汽冷凝。当二次蒸汽为有价值的产品需要回收或会严重地污染冷却水时，应采用间壁式冷却器。当二次蒸汽为水蒸气不需要回收时，可采用直接接触式冷凝器。二次蒸汽与冷凝水直接接触进行热交换，其冷凝效果好，被广乏采用，在此选用多层多孔板式冷凝器。 3.1.9.3冷却水量VL

冷却水进出口压力为20 kPa，取冷却水进出口温度为20 C。

由多孔板式蒸汽冷凝器的性能曲线可查得1m3冷却水可冷却的蒸汽量为X=53.0kg/m。

3WV3190.960.21m3/hX53.0W VL实=（12.125.）VX取VL实1.25VL理1.2560.2175.26 m3/hVL理3.1.9.4冷凝器的直径D

根据进入冷凝器的二次蒸气的体积流量WV3190.9kg/h，由流量公式计算冷凝器的直径：

二次蒸气流速u为15

20m/s，此处取u=20m/s。

D4Vs43190.9==0.6572m πu36000.130720

故取D=680mm

3.1.9.5淋水板的设计 淋水板数：

D680 mm>500mm,所以取n7淋水板间距： 当7

9块,在次取n7块。

9块板时,Ln10.60.7Ln,L末0.15m

20

化工专业课程设计

取L12.5m

根据Ln10.65Ln则

L20.65L10.652.51.625mL30.65L20.651.6251.056 mL40.65L30.651.0560.686 mL50.65L40.650.6860.446mL60.65L50.650.4460.290mL70.65L60.650.2900.188mL末0.15m 则淋水板间距符合条件。 弓形淋水板的宽度：

最上面一块：B（0.80.9）D,在此取B0.9D0.9680612 mm其它各块淋水板：B0.5D500.568050390mm 淋水板堰高：

D680mm>500mm;h=50 淋水板孔径：

冷却水循环使用，d=6～10mm，在此取d=8 mm 淋水板孔数：

70mm,在此取h=60mm,

η0.950.98,取η=0.97，=0.800.82，取=0.81u0η2gh0.970.8129.81601030.85m/s VL实75.26n489.55π223600du036000.0080.8544 孔数应取整数，故为490个。考虑到长期操作易堵,则: 最上一板孔数N1 =n（1+12%）=490（1+12%）=548.8取整为549个

其他各板孔数为 N2 =n*（1+5%）=490（1+5%）=514.5 取整为515个。

表8 蒸发器的主要结构尺寸的确定

加热管主要结构 加热管（无缝钢管）管径规格 加热管（无缝钢管）长度

循环管规格

21

设计尺寸

382.5 mm

2.0 m

 46012 mm

化工专业课程设计

加热室内径 分离室直径 分离室高度

110012mm

1700mm 2550 mm

表9 气液分离器结构尺寸的确定

气压分离器主要结构 除沫器内管的直径 除沫器外罩管的直径 除沫器外壳的直径 除沫器内管顶部与器顶的距离

表10 蒸汽冷凝器主要结构的确定

蒸气冷凝器主要结构 蒸汽冷凝器类型 冷却水量 冷凝器的直径D 淋水板数 淋水板间距L1 淋水板间距L2 淋水板间距L3 淋水板间距L4 淋水板间距L5 淋水板间距L6 淋水板间距L7

弓形淋水板最上面一块的宽度 其它弓形淋水板的宽度

淋水板堰高 淋水板孔径

22

设计尺寸

56010mm 85020mm

除沫器外壳：110015mm

122015mm

265 mm

设计尺寸 多层多孔式冷凝器

75.26 m3/h 680 mm 7 2.5m 1.625m 1.056m 0.686m 0.446m 0.290m 0.188m 612 mm 390 mm 60 mm 8 mm

化工专业课程设计

最上一块淋水板孔数 549

其它各淋水板孔数 515 3.2换热器设计计算

对换热器进行物料衡算和热量衡算得到如下结果：

表11 物料计算结果

效次

管程进/出口温度，C 壳程进/出口温度，C

管程流量kg/s 壳程流量kg/s 管程流体密度kg/m 壳程流体密度kg/m 管程流体比热容kJ/（kg•℃） kJ/（kg•℃）

壳程流体比热容kJ/（kg•℃）

10-7Pa•s 管程流体粘度

10Pa•s -7

壳程流体粘度10Pa•s

管程流体热导率W/m•℃

壳程流体热导率W/m•℃

0.685 -7

3300

Ⅰ 20/49 109.5/57.9 57.9 0.768

Ⅱ 49.0/76.5

Ⅲ Ⅳ

76.5/98.6 98.6/133.6

143.4

76.5

132.6/81.1 143.4/102

3.1 0.805

1300

0.855

950.1 932.3

1.869

922.5 0.1307

4.233 4.18

43000

4.18 1.850

2.114 2.828

0.521 0.686 2.72 145

0.685 0.029

表12 换热器结构参数

效次 热流量，KW 传热系数，W/(mK)

裕度/% 形式 壳体内径 mm 管径 mm 管长 mm

23

2

ⅠⅡⅢ

5900 600 10

Ⅳ

固定板式换热器 273

400

252.5

2000

252.5

3000

化工专业课程设计

管子根数 台数 管程数 管子排列 材质

38 3 1 △

碳钢 76 1 4 △

3.3管道管径的计算

由各流体流量确定各主要管道尺寸结果如下：

表13 主要管道尺寸的确定

加热管主要结构 料液输送管道管径

加热蒸气与二次蒸气输送管道管径

冷凝水管道管径

设计尺寸

763.5mm

60010mm

953.5mm

4对本设计的自我评述

本次化工专业课程设计我们由5位同学团结协作共同完成。分别负责整个工艺中蒸发器，换热器，管道排布及换热器管层及壳层的清洗设计，我负责的是蒸发器的相关设计，过程涉及大量繁琐的计算，不仅使我的耐性得到很好的锻炼，同时让我更加学会注重细节，虽是一个相对真正的工业上应用的工艺来说十分简单的一个小设计，但这个过程让我学习到了许多多于设计层面上的东西。虽然指导老师很早就给了我们设计的题目，但是由于小组成员中大半数在紧张地准备考研，而这个小设计每个人负责的部分又是互相关联的，只要一个人怠慢，整个设计进度就停滞不前。为了照顾紧张备考的小组成员，我主动承担了大部分的整体设计工作，参考了大量文献，在遇到问题时主动与小组成员讨论或征求意见，但即便如此，进度还是很慢，这一次我深刻地体会到了团结一致对于一项整体工作的重要性，一但有一个人不积极，整个团队就像一把散沙，做任何事都不会成功的。我并没有足够优秀到替每个成员分担任务，但是我尽了自己的一切努力不拖团队的后腿，我觉得自己已经真正体会到了老

24

化工专业课程设计

师把这么一个小小的简单的设计分配给一整个小组去完成的意义了，老师的用意，并不在于我们能把这个设计做得多么完美，而在于让我们通过这样一个小的实践，学会培养一种集体荣誉感和团队意识。当把我们置身于团队，我们便不仅仅代表我们自己，个人的表现会极大地影响团体，一个蓬勃发展的团队，必定是团结互助，齐心协力的。而在当今的大环境下，几乎所有的科研成果都由一个个团队来实现，个人的能力再强大，都有一定的局限，只有学会把自己融入到团队，学会协作，在这样的社会环境下才能走得更长更远。

9 参考资料

[1]《化工原理》大连理工大学化工原理教研室

[2]《化工原理》天津大学化工原理教研室

[3]《化工工艺设计手册》国家医药管理局上海医药设计院 [4] 《化学工程手册》编辑委委员会：《化学工程手册（第8篇）传热设备及工业生产》、《化学工程手册（第9篇）蒸发与结晶》 [5]贺匡国《化工容器及设备简明设计手册》

[6]华东化工学院，浙江大学合编《化工容器设计》 [7]茅晓东，李建伟.《典型化工设备机械设计指导》

[8] 兰州石油机械研究所.《 换热器》（上册）. 烃加工出版社，1986年 [9]王卫东.《化工原理课程设计》.化学工业出版社,2013年

[8]《化工原理课程设计》（化工传递与单元操作课程设计）.贾绍义，柴诚敬主编.天津大学出版社，2002年

25