---三效蒸发器设计

目 录

第一章 前言………………………………………………………………………………………………………2 §1.1 概 述 ……………………………………………………………………………………………………………2

§1.1.1蒸发及蒸发流程 ………………………………………………………………………………………………2 §1.1.2 蒸发操作的分类 ……………………………………………………………………………………………2 §1.1.3 蒸发操作的特点………………………………………………………………………………………………2 §1.1.4蒸发设备—蒸发器……………………………………………………………………………………………3 §1.1.5蒸发设备的要求………………………………………………………………………………………………3 §1.1.6 蒸发设备的选型 ……………………………………………………………………………………………4 第二章 蒸发器装置设计任务…………………………………………………………………………………4

§2.1设计题目…………………………………………………………………………………………………………4 §2.2设计任务及操作条件……………………………………………………………………………………………4 §2.3设备型号…………………………………………………………………………………………………………5 第三章 蒸发工艺设计计算………………………………………………………………………………………5 §3.1各效蒸发量和完成液浓度的计算 ……………………………………………………………………………………5 §3.2各效溶液沸点和有效温度差的确定 ………………………………………………………………………6 §3.2.1 各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失



………………………………………7

§3.2.2 各效由于溶液静压强所因引起的温度差损失…………………………………………………7

§3.2.3 由经验不计流体阻力产生压降所引起的温度差损失……………………………………………8 §3.3 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算 ……………………………………………………………8 §3.4蒸发器的传热面积 ………………………………………………………………………………10 §3.5有效温差的再分配 ………………………………………………………………10

§3.5.1重新分配各效的有效温度差………………………………………………………………………10

§35.2重复上述计算步骤 ……………………………………………………………………………11 §3.6计算结果列表 ……………………………………………………………………………………………………13 第四章 蒸发器工艺尺寸计算…………………………………………………………………………………13 §4.1加热管的选择和管数的初步估计 ……………………………………………………………………13 §4.1.1 加热管的选择和管数的初步估计…………………………………………………………………13 §4.1.2 循环管的选择………………………………………………………………………………………14 §3.1.3 加热室直径及加热管数目的确定…………………………………………………………………14 §4.1.4 分离室直径与高度的确定…………………………………………………………………………14 §4.2 接管尺寸的确定…………………………………………………………………………………………15

§4.2.1 溶液进出…………………………………………………………………………………………15 §4.2.2 加热蒸气进口与二次蒸汽出口 …………………………………………………………………16 §4.2.3 冷凝水出口 ………………………………………………………………………………………16 第五章 蒸发装置的辅助设备…………………………………………………………………………………16 §5.1气液分离器………………………………………………………………………………………………16 §5.2蒸汽冷凝器………………………………………………………………………………………………16 §5.2.1 冷却水量 …………………………………………………………………………………………17 §5.2.2 计算冷凝器的直径…………………………………………………………………………………17 §5.2.3 淋水板的设计………………………………………………………………………………………17 §5.3泵的选型…………………………………………………………………………………………………17

§5.3.1离心泵的选择……………………………………………………………………………………………………17

§5.3.2预热器的选择 …………………………………………………………………………………………………18 第六章 主要设备强度计算及校核…………………………………………………………………………………………18 第七章 参考文献……………………………………………………………………………………………………………19 第八章 课程设计心得………………………………………………………………………………………………………20

符号说明

希腊字母：

c——比热容，KJ/(Kg.h) d——管径，m D——直径，m

D——加热蒸汽消耗量，Kg/h f——校正系数， F——进料量，Kg/h g——重力加速度，9.81m/s2 h——高度，m H——高度，m k——杜林线斜率

K——总传热系数，W/m2.℃ L——液面高度，m L——加热管长度，m L——淋水板间距，m n——效数 p——压强，Pa q——热通量，W/m2 Q——传热速率，W r——汽化潜热，KJ/Kg R——热阻，m2.℃/W S——传热面积，m2 t——管心距，m T——蒸汽温度，℃ u——流速，m/s U——蒸发强度，Kg/m2.h V——体积流量，m3/h x——溶剂的百分质量,％

1

α――对流传热系数，Ｗ/m2.℃

Δ――温度差损失，℃ η――误差， η――热损失系数， η――阻力系数， λ――导热系数，Ｗ/m2.℃ μ――粘度，Pa.s ρ――密度，Kg/m3 ∑――加和 φ――系数

下标：1,2,3――效数的序号，0――进料的

n——第n效 i――内侧 m――平均 o――外侧 p――压强 s――污垢的 w――水的 w――壁面的 W——蒸发量，Kg/h W——质量流量，Kg/h 上标：′：二次蒸汽的 上标：′：因溶液蒸汽压而引起的 上标：〞：因液柱静压强而引起的 上标：'〞：因流体阻力损失而引起的

第一章 前言

§1.1 概述

§1.1.1 蒸发及蒸发流程

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。

蒸发的目的是为了使溶液中的溶剂汽化，故溶剂应具有挥发性而溶液中的溶质则是不挥发的。

蒸发操作广泛用于浓缩各种不挥发性质的水溶液，是化工，医药，食品等工业中较为常见的单元操作。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，用于获取固体产品。 3、脱除杂质获得纯净的溶剂或半成品。

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为一次蒸汽，从溶液蒸发出来的蒸汽叫做二次蒸汽。

§1.1.2 蒸发操作的分类

按操作方式可分为连续式或间歇式，工业上大多数蒸发过程为连续稳定操作过程。 按二次蒸汽的利用情况可以分为单效蒸发和多效蒸发，若产生的二次蒸汽不加利用，直接经冷凝器冷凝后排出，这种操作称为单效蒸发。若把二次蒸汽引至另一操作压力较低的蒸发器作为加热蒸汽，并把若干个蒸发器串联组合使用，这种操作称为多效蒸发。多效蒸发中，二次蒸汽的潜热得到了较为充分的利用，提高了加热蒸汽的利用率。 按操作压力可以分为常压、加压和减压蒸发。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汽加以利用。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。

§1.1.3 蒸发操作的特点

从上述对蒸发过程的简单介绍可看出：常见的蒸发，实质上是在间壁两侧分别有蒸汽冷凝和液体沸腾的传热过程。所以，蒸发器也就是一种换热器。然而，与一般的传热过程相比，蒸发需要注意以下特点。

(1) 沸点升高 蒸发的物料是溶有不挥发性的溶质的溶液，又乌拉尔定律可知；在相同温度下，其蒸汽压较纯溶剂为低，因此，在相同压力下，溶液的沸点就高于纯溶剂的沸点。当加热蒸汽温度一定时，蒸发溶液时的传热温度差就比蒸发纯溶剂时为小，而溶液的浓度越大，这种影响也越显著。

2

(2) 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汽。

(3) 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结垢或者析出结晶；有些热敏性物料在高温下易分解变质等。如何根据物料的这些特性和工艺要求，选择适宜的蒸发方法和设备，也是蒸发所必须考虑的问题。 4 蒸发设备—蒸发器

蒸发设备的作用是使进入蒸发器的原料液被加热，部分气化，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00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，接近完成液的浓度且操作稳定。

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

(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。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。但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。

A升膜式蒸发器 B降膜式蒸发器 C刮板式蒸发器

5 蒸发设备的要求

蒸发设备的种类很多，但无论何种类型的蒸发设备，在构造上必须有利于过程的进行。因此设计蒸发设备时应考虑以下几个因素：

1、尽可能提高冷凝和沸腾给热系数。减缓加热面上污垢的生成速率，保证设备具有较大的传热系数

2、能适应溶液的某些特性，如粘性、起泡性、热敏性、腐蚀性等；

3

3、能完善汽化、液的分离；

4、能排除溶液在蒸发过程中所析的晶体。

从机械的工艺性、设备的投资、操作费用等角度考虑，蒸发设备的设计还应满足以下几项要求：

1、设备的材料消耗少，制造、安装方便合理； 2、设备的检修和清洗方便，使用寿命长； 3、有足够的机械强度。 6 蒸发设备的选型

本次设计要求采用的是三效中央循环管式蒸发器：在选型时应考虑的主要因素有：1、料液的性质；2、工程技术要求，如处理量、蒸发量，安装现场的面积和高度、连续或间歇生产等；3、利用的热源的冷却的情况；4、物料的黏度随蒸发过程中溶液温度、浓度的变化情况等。

结构和原理：其下部的加热室由垂直管束组成，中间由一根直径较大的中央循环管。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。

这种蒸发器结构紧凑，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。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1～4m；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。

第二节 蒸发装置设计任务

§2.1设计题目

NaOH水溶液蒸发装置是设计 §2.2设计任务及操作条件 1）设计任务

处理量（Fo）：34000（Kg/h） 料液浓度（Xo）：12% 质量分率 产品浓度（X3）; 50% 质量分率

加热蒸汽温度（T1s）： 175.1 ℃。 末效冷凝器的温度T3s: 60.1 ℃。 2）操作条件

加料方式： 三效并流加料 原料液温度： 25℃。

各效蒸发器中溶液的平均密度：

加热蒸汽压强：850KPa （绝压） 冷凝器压强为： 20KPa （绝压）

4

各效蒸发器的总传热系数：K1 =3100W*m2 K-1 K2 =2400W*m2 K-1

K3=1600W*m2 K-1 传热面积相等

§2.3设备型号：中央循环管式蒸发器

第三章 蒸发工艺设计计算

W1 T1 H1 W2 T2 H2 W3 T3 H3 P1 D, T1S, H1S L1 h1 P2 P3 t3x3c3 L2h2 F ,x 0, t0, c0,h0 D1s T1s t1,x 1,c 1 D2s T2s t2x2c2 D3s h3s t3 x3 c3 h3 L3

图1 三效并流蒸发器

§3.1 各效蒸发量和完成液浓度的计算

三效蒸发的工艺计算的主要依据是物料衡算和、热量衡算及传热速率方程。计算的主要项目有：加热蒸气的消耗量、各效溶剂蒸发量以及各效的传热面积。计算的参数有：料液的流量、温度和浓度，最终完成液的浓度，加热蒸气的压强和冷凝器中的压强等。

蒸发器的设计计算步骤多效蒸发的计算一般采用试算法：

（1） 根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸气压强及冷凝器

的压强），蒸发器的形式、流程和效数。

（2） 根据生产经验数据，初步估计各效蒸发量和各效完成液的浓度。

（3） 根据经验假设蒸气通过各效的压强降相等，估算个效溶液沸点和有效总温差。 （4） 根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发量和传热量。

（5）根据传热速率方程计算各效的传热面积。若求得的各效传热面积不相等，则应按

下面介绍的方法重新分配有效温度差，重复步骤（3)至（5），直到所求得各效传热面积误差小于5%为止。

物料衡算：由 FX0 =（F — W）X3 得 W = F—（FX0/X3） 代入数据计算总蒸发量:W34000(34000并流加料蒸发中无额外蒸汽引出,可设

W1：W2：W3： = 1：1.1：1.2 而W=W1+W2+W3 =3.3W1=258400kg/h

5

0.12)25840 kg/h 0.50

由以上三式可得：

W1=7830.3kg/h W2=8613.33kg/h W3=9396.36 kg/h

再由公式 FX0 = （F—W1—W2—……—Wi）Xi (i ≥ 2)得：

Fx034000.0120.1559 X1 =

FW1340007830.3X2 =

Fx034000.0120.2324

FW1W2340007830.38613.33X3 =0.5

§3.2各效溶液沸点和有效温度差的确定

各效的二次蒸汽压使用经验公式估算，最简便的估算方法是设各效间的压强降相等，则总压强差为：

PPP830KP

P830277KP P14ai33a

各效间的压强差可求得各效蒸发室的压强： P1/= P1—Pi = 573KPa P2/ = P1—2Pi =296 KPa P3/= P1—3Pi = 20KPa

由各效的二次蒸汽压强从（《化工原理》第三版上册附录8.9查得相应的二次蒸汽温度和汽化潜热列与下表中

第一效 573 156.8 2097 二次蒸汽压强Pi/(KPa) 二次蒸汽温度 Ti/(℃) (即下一效加热蒸汽温度) 二次蒸汽的汽化潜热(即下一效 加热蒸汽的ri/)

第二效 296 132.8 2169 第三效 20 60.1 2355 多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算： 有效总温度差t(T1TK)

….式中 t-----有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃。

T1-----第一效加热蒸气的温度，℃。

 -----冷凝器操作压强下二次蒸气的饱和温度，℃。 TK -------总的温度差损失，为各效温度差损失之和，℃，

6

其中

式中 --- 由于溶液的蒸汽压下降而引起的温度差损失，℃，

---由于蒸发器红溶液的静压强而引起的温度差损失，℃， ----由于管道流体阻力产生压强降而引起的温度差损失，℃， §3.2.1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失/

根据Ti/(即相间压强下水的沸点)和各效完成液浓度xi由[化工原理 P252] NaOH水溶液的杜林线图查得各效溶液的沸点tAi分别为:

tA1164℃ tA2143℃ tA3100℃

则各效由于溶液蒸气压下降所引起的温度差损失为

1 tA1T1'164-156.87.2℃ 2tA2T2'143-132.810.2℃ 3tA3T3'100-60.139.9℃ 得：7.210.239.955.3℃ §3.2.2各效由于溶液静压强所因引起的温度差损失

为简便起见，日夜内部的沸点可按液面和底层的平均压强来查取，平均压强近似按静力学方程估算：

2式中 Pav—蒸发器中液面和底层的平均压强，KPa

P/—二次蒸气的压强，即液面处的压强， KPa

Pavp'avgL

—溶液的平均密度，

L-液层高度

g-重力加速度，

根据Pavp'..取液位高度为2 2由 NaOH水溶液比重图可得下列数据: NaOH水溶液密度(Kg/m3)

3311.171kg/m3 　21.255kg/m 31.330kg/m

avgL1.1719.812gLPw1P11573585KPa

221.2559.812gLPw2P22296309KPa

221.3309.812gLPw3P332035KPa

22 根据各效溶液平均压力从《化工原理》第三版上册陈敏恒、丛德滋、方图南、齐鸣斋

7

主编P226查得对应的饱和溶液温度为:

T'Pav1157.6℃ T'Pav2134.2 ℃ T'Pav368.9℃

根据 ： △//= T/ Pav- T/i

式中

//

tpm--根据平均压强求取的水的沸点℃，

tp--根据二次蒸汽压强求得水的沸点℃

所以：△//1 = T'Pav1-T'i

△1 =T'Pav1T'1157.6-156.80.8℃ △2 =T'Pav2T'2134.2-132.81.4℃

//

△3 =T'Pav3T'368.9-60.18.8℃

//

△

//1 +△2+△3=0.8+1.4+12.5=11℃

//

//

§3.2.3由经验不计流体阻力产生压降所引起的温度差损失△///

由于管道流体阻力产生的压强降所引起的温度差损失在多效蒸发中末效以前各效的二次蒸汽流到次一效的加热室的过程中由于管道阻力使其压强降低蒸汽的饱和温度 而引起的温度差损失即为，根据经验其值1℃, △1/// =△2/// =△3///=0℃。则

0℃

故蒸发装置总的温度差损失为：

''''''69.3℃

溶液的沸点： tiTi'i

1'1'2'37.20.819.0℃ 2''1''2''310.21.4112.6℃ 3'''1'''2'''337.98.8147.7℃ 所以各效溶液的的温度：

t1165.8℃

t2145.4℃ t1107.8℃

从《化工原理》第三版上册附录九查得850KPa饱和蒸汽的温度为172.8℃，汽化潜热2044 KJ/Kg

有效总温差t=(Ts- Tk/) 一 =172.7-60.1-69.3=43.4℃ §3.3 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算

第i效的焓衡算式为：

\\QiDiri(FcpoW1cpwW2cpw.....Wi1cpw)(ti1ti)Wir

有上式可求得第i效的蒸发量Wi.若在焓衡算式计入溶液的能缩热及蒸发器的热损失时，尚需考虑热利用系数一般溶液的蒸发，可取得0.94-0.7△x（式中△x为溶液的浓度变化，以质量分率表示）。

8

第i效的蒸发量Wi的 计算式为

Wii[Diritt(FcpoW1cpwW2cpw.....Wi1cpw)i1i] riri式中 Di------第i效的加热蒸汽量，当无额外蒸汽抽出时Di= Wi1

ri------ 第i效加热蒸气的汽化潜热 r------第i效二次蒸气的汽化潜热

cp0-----------原料液的比热

cpw---------水的比热

ti，ti1--------分别为 第i效及第i-1效溶液的沸点

i-----------第i效的热利用系数无因次，对于加热蒸气消耗量，可列出各效焓衡算式并与式（3-2）联解而求得：

10.980.7(0.1559-0.12）0.9549

由相关手册查得r12044 KJ/(Kg.℃) r1'2097 KJ/(Kg.℃)

第一效的焓衡量式为 ： W11D1r12044=0.9549D1  =0.9308D1 (1) r'12097同理第二效的热衡算式为:

Wrt1t212 W2=2Fcp0W1cpwr2r2η2=0.98-0.7(x2-x1)=0.98-0.7(0.2324-0.1559)=0.9265

所以r22097 KJ/(Kg) r2'2169 KJ/(Kg) cpo'3.69 KJ/(Kg.℃)

cpw4.187 KJ/(Kg.℃) t1165.8℃ t2145.4℃

165.8-145.42097W1340003.694.187W1 W20.9265 21692169=0.8592W1+ 1093.27 (b) 第三效的热衡算式为:

Wrt2t323 W3= 3Fcp0W1cpwW2cpwr3r3

η3=0.98-0.7(x3-x2)=0.98-0.7(0.50-0.2324)=0.7927

r32169 KJ/Kg r3'2355 KJ/Kg t2145.4℃ t3107.8℃

W3=0.6799 W2—0.05019 W1+1504 (c) 又 W1+ W2+ W3=25840 (d) 联立以上方程式得： D1 =10100 Kg/h W1=9401Kg/h

9

W2=9171Kg/h W3=7268Kg/h §3.4蒸发器的传热面积 任意一效的传热速率方程为： Si=

Qit (tiTiti) 得到：

iKiQi——第i效的传热速率，W Ki——第i效的传热系数，W/（m2*℃）

ti——第i效的传热温度差，℃ Si——第i效的传热面积，m2

在三效蒸发中，为了便于制造和安装，通常采用各效传热面积相等的蒸发器；即S1=S2=S3=S

各效蒸发器的总传热系数：

K1=3100W*m2*K-1 K2=2400 W*m2*K-1 K3=1600 W*m2*K-1 Q1=D1r1=101002044103/3600=5.73106 W

S1=Q6 15.7310t=3100(172.8165.8)=264m2

1K1Q2=W1r2’ =94012097103/3600 =5.48106 W

2=Q25.48106St=.8145.4)=200m2

2K22400(156Q3=W2r3’=91712169103/3600=5.52106 W

S3=Q35.52106t=

150m2 3K31600(132.8107.8)

误差为： 1--

SminS=1-150=0.4318

max264

误差较大，应调整各效的有效温度差，重复上述步骤。 §3.5有效温度的再分配 平均传热面积： S=

S1t1S2t2S3t226470011.4t150234174.6m243.

§3.5.1重新分配各效的有效温度差：

t/1=S1St1=10.60℃

t/2=S2St2=13.10℃

t/3=S3St3=19.80℃

10

§3.5.2重复上述计算步骤 （一）计算各效溶液浓度

X1= X2=

Fx0340000.12==0.1659 FW1340009401Fx0340000.12= =0.2644

FW1W23400094019171X3=0.5

（二）计算各效料液的温度

末效溶液沸点和二次蒸汽压强保持不变,各种温度差损失可视为衡值，故末效溶液的温度为87.8℃,而△t3 =19.8 ℃ 则第三效加热蒸汽温度（即第二效二次蒸汽温度）为 T3T2't3t3'=87.8+19.8=107.6℃由于第二效二次蒸汽温度为(107.6℃)及第二效料液的浓度(0.2644)查杜林线图, tA2=131 ℃.所得第二效料液的温度为

'''t2tA222=131+1.4+1=132.4℃

同理:T2=T1/ =t2+△t2/△t3/ =132.4+13.1=145.5℃ 由于T1/ =145.5℃，X1=0.1659查杜林曲线得：tA1=162℃

''' t1tA111=162+0.8=162.8 ℃

说明溶液的温度差损失变化不打，不必重新计算，故有效总温度差不变,即t=43.4 ℃ 以上计算结果总结如下:

效数 加热蒸汽温度,℃ 有效温差,(℃) 料液温度(沸点),(℃) （三）各效的热量衡算:

二次蒸汽的汽化潜热和二次蒸汽温度Ti/(℃)温度 如下表： 查附录九：

效数 二次蒸汽温度Ti/(℃) 二次蒸汽的汽化潜热KJ/kg

第一效 T1=172.8 △t1/=10.6 162.8 第二效 T1/=145.5 △t2/=13.1 132.4 第三效 T2/=107.6 △t3/=19.8 87.8 第一效 145.5 2135.9 第二效 107.6 2238.7 第三效 60.1 2355 第一效：

1 =0.98－0.7×（0.1659-0.12）=0.9479

W1= 1

D1r12044D1=0.9071D1 =00.9479'2135.9r111

第二效： η2=0.98-0.7(xi-xi-1)=0.98－0.7×(0.2644-0.1659) =0.9116

Wrt1t212 W2=2Fcp0W1cpwr2r2162.8132.42135.9W1(340003.694.187W1)=0.9116 2238.72238.7=0.8185W1+1521.4

第三效： η3=0.98-0.7(xi-xi-1)=0.98-0.7(0.5-0.2644)=0.8158

Wrt2t323 W3=3Fcp0W1cpwW2cpwr3r3132.487.82238.7W2=0.8158 340003.694.187W14.187W223552355.=0.7102W2+1936.8-0.06464W1

因为： W 1+ W2+ W3=25840Kg/h 得: D1=10056Kg/h

得： W 1=9121.8Kg/h W2=8987.6Kg/h

W3 =7730 Kg/h

与第一次热量恒算所得结果进行比较的误差

W1=9401 1W2=9171 1W3=7268 19401=0.031<0.05

9121.89171=0.020<0.05

8987.67268=0.049<0.05 7730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 。其各效溶液浓度无明显变化,不需要重新计算。

（四）计算各效传热面积

Q1=D1r1=100562044103/3600=5.71106 W t1=10.6

S1=5.71106/(310010.6) =173.8 m2 Q2 =W1r1’=9121.82135103/3600=5.46106 W

t2=13.10

Q25.46106S2===173.6 m2

t2K2240013.10

12

Q3=W2r3’=89872238103/3600=5.53106 W t3=19.80

Q35.53106174.6 m2 S3==

t3K3160019.80

误差为： 1--

Smin173.6

=1-=0.007 174.6Smax在允许的误差范围内，所以误差允许取平均面积的S=(173.6+174.6+1173.8)/3=174m2 §3.6计算结果列表

效数 (℃) 操作压强Pi/ 573 (KPa) 溶液沸点ti℃ 完成液浓度(%) Kg/h 生蒸汽量D1 10056 Kg/h 传热面积Si m2 173.8 /

/

1 2 156.8 296 145.4 26.44 8987.6 173.6 3 132.8 20 107.8 50.00 7730.6 174.6 冷凝器 60.1 20 加热蒸汽温度172.78 165.8 16.59 蒸发水量Wi 9121.8 注：表中Pi/ 按T1/ =T2 =156.8℃查得, P2按T2=T3 =132.8 ℃查得

第四章 蒸发器工艺尺寸计算

蒸发器的主要结构尺寸我们选取的中央循环管式蒸发器的计算方法如下。

§4.1加热管的选择和管数的初步估计

§4.1.1 加热管的选择和管数的初步估计

蒸发器的加热管通常选用φ38×2.5 mm 无缝钢管。

加热管长可选取短管 2～3 m；中等管 3～4 m。管子长度的选择应根据溶液结垢后的难易程度、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。

可根据经验我们选取：L=3 m φ38×2.5 mm，可以根据加热管的规格与长度初步估计所需的管子数n’，

13

nS174768（根）

d0(L0.1)3.1438103(2.00.1)式中S=----蒸发器的传热面积，m2，由前面的工艺计算决定（优化后的面积）；

d0----加热管外径，m； L---加热管长度，m；

因加热管固定在管板上，考虑管板厚度所占据的传热面积，所以管长应用（L—0.1）m.

§4.1.2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考虑的。我们选用的中央循环

管式蒸发器的循环管截面积可取加热管总截面积的40%--100%。加热管的总截面积可按n’计算。循环管内径以D1表示，则

选用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80%

D10.8n'di0.8768(0.03820.0025)818mm

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。循环管规格为φ818×20mm，求得n=768根

§4.1.3 加热室直径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、数目及在管板撒谎能够的排列方式。

加热管在管板上的排列方式有三角形排列、正方形排列、同心圆排列。根据我们的数据表加以比较我们选用三角形排列式。

管心距t为相邻两管中心线之间的距离，t一般为加热管外径的1.25—1.5倍，目前在换热器设计中，管心距的数据已经标准化，只要确定管子规格，相应的管心距则是定值。我们选用的设计管心距是：

确定加热室内径和加热管数的具体做法是：先计算管束中心线上管数nc，管子安正三角形排列时，nc=1.1n；其中n为总加热管数。初步估计加热室Di=t(nc-1)+2b’,式中b’=(1—1.5)d0.然后由容器公称直径系列，试选一个内径作为加热室内径并以该内径和循环管外景作同心圆，在同心圆的环隙中，按加热管的排列方式和管心距作图。作图的管数n必须大于初值n’，如不满足，应另选一设备内径，直至合适为止。 由于加热管的外径为38mm，可取管心距为48mm；

以三角形排列计算，nC1.176831 b’=(1—1.5)d0=1.5d0，

Di=t(nc-1)+2b’=48（31-1）+2381.5=1554mm，

壁厚为12mm；所以加热是壳体内径为1600mm，壁厚12mm §4.1.4分离室直径与高度的确定

分离室的直径与高度取决于分离室的体积，而分离室的体积又与二次蒸汽的体积流量及蒸发体积强度有关。

14

分离室体积V的计算式为： VW

3600U式中V-----分离室的体积，m3; W-----某效蒸发器的二次蒸汽量，kg/h; P-----某效蒸发器二次蒸汽量，Kg/m3 ， U-----蒸发体积强度，m3/(m3*s); 即每立方米分离室体积每秒产生的二次蒸汽量。一般用允许值为U=1.1~1.5 m3/(m3*s)

根据由蒸发器工艺计算中得到的各效二次蒸汽量，再从蒸发体积强度U的数值范围内选取一个值，即可由上式算出分离室的体积。

一般说来，各效的二次蒸汽量不相同，其密度也不相同，按上式计算得到的分离室体积也不会相同，通常末效体积最大。为方便起见，各效分离室的尺寸可取一致。分离室体积宜取其中较大者。确定了分离室的体积，其高度与直径符合V定高度与直径应考虑一下原则：

（1）分离室的高度与直径之比H/D=1~2。对于中央循环管式蒸发器，其分离室一般不能小于1.8m，以保证足够的雾沫分离高度。分离室的直径也不能太少，否则二次蒸汽流速过大，导致雾沫夹带现象严重。

(2)在条件允许的情况下，分离室的直径尽量与加热室相同，这样可使结构简单制造方便。

（3）高度和直径都适于施工现场的安放。现取分离室中U=1.5m3/（m3s）；

V34D2H关系，确

7730.6W311.0 m3

36003U36000.13071.53

所以VV311.0 m 由 V=D2H/4 求得：

H=3.6M,，D=1.9M

§4.2接管尺寸的确定

流体进出口的内径按下式计算： d

4VsU434000/36000.101m

3.141.01171式中 Vs-----流体的体积流量 m3/s ；U--------流体的适宜流速 m/s ， 估算出内径后，应从管规格表格中选用相近的标准管。取DN=100mm §4.2.1溶液进出口

于并流加料的三效蒸发，第一效溶液流量最大，若各效设备尺寸一致的话，根据第一效溶液流量确定接管。取流体的流速为0.1m/s；

d4VsU434000/36000.104m

3.1411171取管ф104×4mm规格管。 Vs

340008.0610-3

3600117115

实际U=0.806m/s

§4 .2.2加热蒸气进口与二次蒸汽出口

加热二次蒸汽进口接管内径 ：生蒸汽及各效二次蒸汽体积流量如下：

V100563

2358 m/h

4.21629121.83

V13528 m/h

2.5858987.63

V28840 m/h

1.01677730.63

Vs59148 m/h

0.1307因此加热二次蒸汽进口接管内径可按：V2=8840 m3/h。取U=30m/s

d 所以取ф350X12.5mm

4VsU488400.323 m

3.1430 二次蒸汽出口接管内径 d4VsU4591480..835

3.1430取DN=850mm，取Ф85015×4mm。

§4.2.3冷凝水出口

冷凝水的排出一般属于液体自然流动，接管直径应由各效加热蒸汽消耗量较大者确定。 U=1.0m/s

d所以取ф90×4mm规格管

4VsU410056（/3600894.39）0.0089m

3.140.5第五章、蒸发装置的辅助设备

§5.1气液分离器

蒸发操作时，二次蒸汽中夹带大量的液体，以使雾沫中的液体聚集并与二次蒸汽分离，故气液分离器或除沫器。其类型很多，我们选择惯性式除沫器，其工作原理是利用带有液滴的二次蒸汽在突然改变运动方向时，液滴因惯性作用而与蒸汽分离。

惯性式除沫器的主要尺寸可按下列关系确定：D0 ≈D1 =818mm D1:D2:D3=1：1.5:2

H=D3 h=（0.4~0.5）D1

除沫器外罩管的直径 D2=1.5D1=1.5×818=1277mm 除沫器外壳的直径

16

D3=2D1=2×818=1636mm 除沫器的总高度 H=D3=1636mm

除沫器内管顶部与器顶的距离h=0.47D1=0.47×818=384.5mm 为了方便取h=385mm

§5.2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。现采用多孔板式蒸汽冷凝器：

①冷凝负荷 可取冷却水温度为30°C

已知冷凝压力为20Kpa,冷凝蒸汽流量W3=7730.6 kg/h。查图得X=39kg/m3

②蒸汽冷凝器直径根据冷凝蒸汽流量W3=7730.6 kg/h和冷凝压力20 Kpa.查图4-21

得冷凝器直径为680mm。

§5.2.1冷却水量VL

根据冷凝器入口蒸汽压强和冷却水进口温度可由图表可查得。

WVx

VL-----冷却水量m3/h； WV-----所需冷凝的蒸汽量，Kg/h

VL实际取

VLWR7730.6(1.2~1.5)1.5103.07 m3/h x50§5.2.2计算冷凝器的直径

进入冷凝器的二次蒸汽的体积流量可计算得到冷凝器的直径

D4VsU47730.6/36000.835m 取D=850mm

3.14150.1307§5.2.3 淋水板的设计

(1) 淋水板数： D>500mm,淋水板取7~9块 (2) 淋水板间距： Ln10.7Ln L末0.15m 取 L7=0.15

L6=L7/0.7=0.15/07=0.21m

L5= L6/0.7=021/0.7=0.30m

L4= L5 /0.7=0.30/0.7=0.43m

L3= L4/0.7=0.43/0.7=0.61m L2= L3/0.74=0.61/0.7=0.87m

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L1= L2/0.74=0.87/0.7=1.24m

L0= L1/0.7=1.24/0.7=1.76所以取 ： L0=1.76m L1=1.24m L2=0.87 m L3=0.61m

L4=0.43m L5=0.30m L6=0.21m L7=0.15m

（3）弓型淋水板的宽度：最上面一块 B=（0.8~0.9）D， 其他各淋水板B=D/2+0.05 m

B=0.8680，取B=544mm， 其余取 B=D/2+0.05=0.5680+0.05=340mm (4) 淋水板堰高h： D=650mm>500mm,取h=60mm (5) 淋水孔径： 冷却水循环使用,取d=8mm (6) 淋水孔数： 淋水孔冷却水流速

u02gh, 淋水孔的阻力系数=0.95~0.98 ---水流收缩系数 =0.80~0.82 . 96 ,   0 . 80 h—淋水板堰高，m   0

u00.960.8029.81601030.830

630

3600(10103)20.8914考虑到长期操作容易堵塞，则最上板空孔数：N1=n（1+15%）=1853 其他各板孔数：N=n（1+5%）=1692

淋水板孔数：n4158.71§5. 3泵的选型 §5.3.1离心泵的选择

q=F/ρ=34000/1171=29.04m3/h

查IS型单级离心泵性能表：选型号：IS80-65-125

流量：50 m3/h 扬程：20m 转速：2900m/s 轴功率：3.63kw 电机功率：5.5kw 效率：75% 必须汽蚀余量：3.0m §5.3.2预热器的选择

将34000Kg/h的12%NaOH溶液从25 ºC加热到162.2ºC。加热介质采用8500Kpa绝压的饱和水蒸气，冷凝液在饱和温度下排出：

（1） 确定流体通入的空间：因加热介质是饱和蒸汽宜通入壳程NaOH溶液通入管内。 （2） 确定流体的定位温度物性数据并选择列管式换热器的型式，饱和蒸汽压强为

850Pa,绝压温度T=172.8ºC。因是恒温，饱和蒸汽的定性温度下Tm=172.8ºC，NaOH的定性温度tw=0.5*(20+162.2)=91.1ºC.。两流体的温度差Tm-tm=172.8-91.1=81.7ºC两流体的温差大于50ºC，故选用浮式列管换热器。 （3） 计算热负荷Q，按管内NaOH溶液计：即

34000QWcCp(t2-t1)3690(162.2-20)4.956106w

3600若忽略热损失，冷凝水又在饱和温度下排出，蒸汽的流量，可由热量恒算求得：

Q4.956106Wh2.2670Kg/s 3r2185.710(4)计算平均温度差：

18

(T-t1)-(T-t2)(162.2-20)-(162.2-134.4) 71.9C

T-t1162.2-20lnln162.2-134.4T-t2(4) 选换热器规格：

根据管外为水蒸汽冷凝来加热管内的NaOH溶液（μ<0.002Pa.s），总传热系数经验的范围为1160~4070。选Ko=3500W/（m2. ºC）

6Q4.95610 S019.69m2

K0Tm350055.3tm所以选FA系列浮头式换热器规格如下：

壳径D--------1500mm 公称面积S---------10m2 实际面积S------24.84m2 管长L------3m 管程数N-----2 管数n------504

管子排列方法--------正三角形排列 管子直径ф38×2.5mm

第五章 主要设备强度计算及校核

PDi 22[]P公式中, P:设计压力; :焊缝系数: Di:筒体内径; []2材料的许用应力,MPa

筒体厚度计算公式设计厚度d压力实验选用水压试验,公式为PT[Die]0.9s

2e e---容器的有效厚度; ---圆筒焊缝系数 PT---试验时容器承受压力; S---设计温度下屈服极限 §5·1蒸发分离室厚度设计

分离室壳体材料选用A3钢,查表得设计温度下

t[]113MPa ,P=1.05PW=1.05606.7KPa=0.637MPa

0.63715004.99mm

21130.850.637 最小厚度查取:Di3800mm d215003.0mm4 则取4 1000 d40.815.8mm

向上整和为 d6mm,e61.84.2mm

min 水压试验Pr=1.25P=1.250.637=0.796MPa

P[De]0.796(15004.2) Ti167.75MPa0.9235MPa

2e24.20.85 所以强度符合

按标准管当Ri=1800mm

封头选用椭圆型封头,则厚度

PDi0.81500dcc1.88.069mm 1222[]0.5P21130.850.50.8为焊接方便取封头厚度和筒体厚度相等即:10mm

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§5·2加热室厚度校核

0.6371500d4.99mm

21130.850.637 取min=6mm 进行校核 PT=1.250.637=0.796MPa

P[De]0.796(15004.2) TTi167.750.9235MPa

2e24.20.85 即T0.9S

所以水压实验强度符合要求查标准管，内径为1500mm,最小壁厚为12mm,强度符合要求。

参考文献：

[1] 聂清德编. 化工设备设计[M]. 北京：化学工业出版社，1991 [2] 姚玉英等. 化工原理[M] 天津：天津大学出版社，1999

[3] 王绍亭，陈涛编. 化工传递过程基础[M]. 北京：北京化学工业出版社，1987 [4] 时钧等主编. 化学工程手册[M]. 北京：北京化学工业出版社，1996 [5] 贾绍义, 柴成敬主编 化工原理课程设计[M] 天津大学出版社 [6] 姚玉英等 化工原理[M] 天津大学出版社

[7] 匡国柱等 化工单元过程及设备课程设计[M] 化学工业出版社 [8] 化工设计手册[M]

[9 ] 柴城敬 刘国维 李阿娜 编 化工原理课程设计[M] 天津大学 天津科学技术出版社 P7~~P74 、P186 [10 ] 时钧，汪家鼎，余国综等. 化学工程[M]. 北京：化学工业出版社，1996：1～108. [11] 张瑞生，沈才大，化学系统工程基础[M]，上海，华东化工学院出版社，1991.234`235

[12] 谭学富，李茂林，王红心等，氢氧化钠水溶液多效蒸发调优[M]，沈阳化工学院学报，1997.11（1），25`30

设计心得：

通过此次课程设计，让我受益匪浅，使我认识到自身的很多缺点，也使我克服了自身的一些缺点。在设计过程中，我发现在学习化工原理课程理论和自己独自设计一个三效蒸发器之间的差距。我发现我们在课堂上学到的理论知识远远不够，所以这也坚定了我的学习的信念。

这次设计，我发现自己遇到许多以前很多没掌握扎实的知识，如泵的选型，强度计算，校核等。也会把二次蒸汽温度与溶液的温度混淆，对整个装置的认识不够清楚。再者就是怎样根据自己所计算出的数据找相应合适的加热管数目和尺寸大小，加热室直径等等。

通过对装置尺寸的计算，使我对做事更加认真务实，也对蒸发器的尺寸大小有一定的了解，也增强我对查找各种文献和读图的能力。通过画图，使我对蒸发器的整体构型有了相当的认识,也对蒸发器的各种加热设备有了相对的了解。

不仅如此，还要感谢老师耐心的教导，老师的教导明确了我课程设计的目标，课程设计不是为了蒙骗过关，而是增强我们自身的各种能力。我

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在此衷心感谢老师对我们的教导。

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