化工原理課程設(shè)計說明書設(shè)計題目:氫氧化鈉水溶液三效并流加料蒸發(fā)裝置設(shè)計學生：xxx所在班級：xxxxxxx學號：20xxxxxxxxxx設(shè)計時間：201x.xx.xx~201x.xx.xx指導(dǎo)教師：羅xx審閱時間：#化工原理課程設(shè)計任務(wù)書

(蒸發(fā)裝置設(shè)計)設(shè)計題目：氫氧化鈉水溶液三效并流加料蒸發(fā)裝置設(shè)計設(shè)計任務(wù)及操作條件：處理能力：年處理氫氧化鈉水溶液80300噸。設(shè)備型式：中央循環(huán)管式蒸發(fā)器操作條件：原料液濃度15%，完成液濃度30%，原料液溫度15℃；(2)加熱蒸汽壓為2atm(表壓)，冷卻真空度為600mmHg。各效蒸發(fā)器的總傳熱系數(shù):K=2000W/m2.K;K2=1600W/m2.K;K3=760W/m2.K;1靜壓力與阻力引起的溫度差損失：TOC\o"1-5"\h\z.. -- 111第一效41〃+△1 =2℃.. -- 111第二效42〃+△2 =3℃第三效43〃+△3 =7℃各效加熱蒸汽的冷凝液均在飽和溫度下排出。各效傳熱面積相等，并忽略熱損失。(6)每年按330天計，每天24小時連續(xù)運行。設(shè)計項目設(shè)計方案簡介：對確定的工藝流程及蒸發(fā)器型式進行簡要論述。蒸發(fā)器的工藝計算：確定蒸發(fā)器的傳熱面積。蒸發(fā)器的主要結(jié)構(gòu)尺寸設(shè)計。主要輔助設(shè)備設(shè)計選型，包括汽液分離器及蒸汽冷凝器。繪圖(3＃圖紙)：帶控制點的工藝流程圖及蒸發(fā)設(shè)備工藝簡圖。對本設(shè)計的評述。參考資料理工大學化工原理教研室《化工原理》。天津大學化工原理教研室《化工原理》。國家醫(yī)藥管理局醫(yī)藥《化工工藝設(shè)計手冊》。《化學工程手冊》編輯委委員會：《化學工程手冊(第8篇)傳熱設(shè)備及工業(yè)生產(chǎn)》、《化學工程手冊(第9篇)蒸發(fā)與結(jié)晶》。賀匡國主編《化工容器及設(shè)備簡明設(shè)計手冊》。華東化工學院，大學合編《化工容器設(shè)計》。茅曉東，建偉編《典型化工設(shè)備機械設(shè)計指導(dǎo)》。TOC\o"1-5"\h\z.設(shè)計方案簡介 4多效蒸發(fā)及其工藝流程 4\o"CurrentDocument"蒸發(fā)器簡介 4\o"CurrentDocument".工藝流程草圖及相關(guān)符號說明 5.蒸發(fā)器的工藝計算 6估計各效蒸發(fā)量和完成液濃度 6\o"CurrentDocument"估計各效溶液的沸點和總有效傳熱溫差 6\o"CurrentDocument"加熱蒸汽消耗量和各效蒸發(fā)水量的初步計算 8蒸發(fā)器傳熱面積的估算………………10有效溫差的再分配……………………10重復(fù)上述計算步驟……………………10有效溫差的再分配……………………13再次重復(fù)上述計算步驟………………13TOC\o"1-5"\h\z\o"CurrentDocument"計算結(jié)果列表 16.蒸發(fā)器的主要結(jié)構(gòu)尺寸設(shè)計 16加熱管的選擇和管數(shù)的初步估算……………………16循環(huán)管的選擇…………17\o"CurrentDocument"加熱室直徑及加熱管數(shù)目的確定 17分離室直徑和高度的確定……………18接口管尺寸的確定……………………19\o"CurrentDocument".主要輔助設(shè)備設(shè)計選型 20氣液分離器的設(shè)計選型………………21蒸汽冷凝汽的設(shè)計選型………………22\o"CurrentDocument".設(shè)計結(jié)果一覽表 23\o"CurrentDocument".設(shè)計評述 24\o"CurrentDocument".參考資料 2525.附圖25設(shè)計方案簡介多效蒸發(fā)及其工藝流程多效蒸發(fā)是指將多個蒸發(fā)器串聯(lián)，是加熱蒸汽在蒸發(fā)過程中得到多次利用的蒸發(fā)流程。其目的是：通過蒸發(fā)過程中的二次蒸汽再利用來節(jié)約蒸汽的消耗，從而提高蒸發(fā)裝置的經(jīng)濟性。目前根據(jù)加熱蒸汽和料液流向的不同，可將多效蒸發(fā)的操作流程分為并流、逆流、錯流和平流。本設(shè)計根據(jù)任務(wù)和操作條件的實際需要，采用了三效并流式的工藝流程。下面就并流加料流程作簡要介紹。并流法指溶液與蒸汽在效間成并流的方法。如圖1.1所示，溶液流向與蒸汽相同，即由第一效順序流至末效。因為后一效蒸發(fā)室的壓力較前一效為低，故各效之間可無須用泵輸送料液。前一效的溶液沸點高于后一效，因此當溶液從前一效進入后一效，即成過熱狀態(tài)而立即自行蒸發(fā)（常稱為自蒸發(fā)或閃蒸），可以發(fā)生更多的二次蒸汽，使能在次一效蒸發(fā)更多的溶液。此流程有下面幾個優(yōu)點：①各效間壓力差大，可省去輸料泵；②有自蒸發(fā)產(chǎn)生，在各效間不必設(shè)預(yù)熱管；③由于輔助設(shè)備少，裝置緊湊，管路短，因而溫度損失小；④裝置操作簡便，工藝條件穩(wěn)定，設(shè)備維修工作減少。同樣的也存在著缺點：由于后效較前效濃度大、而溫度又較低，黏度增加顯著，因而傳熱系數(shù)就小很多。這種情況在最末一、二效尤為嚴重，使整個蒸發(fā)系統(tǒng)的生產(chǎn)能力降低。因此，本流程只適用于黏度不大的料液。蒸發(fā)器簡介為了適應(yīng)生產(chǎn)商的多種需要，要求有各種不同結(jié)構(gòu)形式的蒸發(fā)器。隨著生產(chǎn)的發(fā)展，蒸發(fā)器的結(jié)構(gòu)不斷改進。目前常用的間壁傳熱式蒸發(fā)器，按溶液在蒸發(fā)器中停留的情況，大致可分為循環(huán)型和單程型兩大類。循環(huán)型蒸發(fā)器可分為循環(huán)式、懸筐式、外熱式、列文式及強制循環(huán)式等；單程型蒸發(fā)器可分為升膜式、降膜式、升-降膜式及刮板式等。另外還可按膜式和非膜式給蒸發(fā)器分類。工業(yè)上使用的蒸發(fā)設(shè)備約六十余種，其中最主要的型式僅十余種。本設(shè)計采用了中央循環(huán)管式蒸發(fā)器（如圖1.2所示）。下面就其結(jié)構(gòu)及特點做簡單介紹。中央循環(huán)管式蒸發(fā)器的結(jié)構(gòu)和原理：如圖1.2所示，其下部的加熱室由垂直的加熱管束組成，中間有一根直徑較大的中央循環(huán)管。當管液體被加熱沸騰時，中央循環(huán)管氣液混合物的平均密度較大；而其余加熱管氣液混合物的平均密度較小。在密度差的作用下，溶液由中央循環(huán)管下降，而沿加熱管上升，做自然循環(huán)流動。溶液的循環(huán)流動提高了沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)，強化了蒸發(fā)過程。這種蒸發(fā)器結(jié)構(gòu)緊湊、制造方便、傳熱較好、操作可靠等優(yōu)點，應(yīng)用十分廣泛，有”標準蒸發(fā)器”之稱。為使溶液有良好的循環(huán)，中央循環(huán)管的截面積，一般為其余加熱管總截面積的40%?100%；加熱管的高度一般為1?2m；加熱管徑多為25?75mm之間。但實際上，由于結(jié)構(gòu)上的限制，其循環(huán)速度一般在0.4?0.5m/s以下；蒸發(fā)器溶液濃度始終接近完成液濃度；清洗和維修也不夠方便。

―I」■獎.感猥?加熱室2中央5坪管；3-蒸發(fā)碧4―I」■獎.感猥?加熱室2中央5坪管；3-蒸發(fā)碧4-外殼圖1.1三效并流加料蒸發(fā)流程2.工藝流程草圖及相關(guān)符號說明圖1.2中央循環(huán)管式蒸發(fā)器WiTa如、ti冷凝器圖2-1并流加料三效蒸發(fā)的物料衡算和熱量衡算示意圖相關(guān)符號說明：D1——第1效加熱蒸汽量，kg/h；F——原料液量，kg/h；W1、W2、W3——分別為第1效、第□效、第田效的蒸發(fā)量，kg/h；Pi,——第i效二次蒸汽的壓強，即液面處的壓強，Pa；x0、x1、x2、x3——分別為原料液及第1效、第口效、第田效完成液溶質(zhì)的質(zhì)量分率,無因次；t0、t1、t2、t3——分別為原料液及第1效、第□效、第田效料液的溫度，℃；T1、T2、T3——分別為第1效、第□效、第田效加熱蒸汽的溫度，℃；Ti,——第i效操作壓強下水的沸點，亦即二次蒸汽的飽和溫度，℃；TK——冷凝器操作壓力下二次蒸汽的飽和壓力，℃；

蒸發(fā)器的工藝計算估計各效蒸發(fā)量和完成液濃度年處理量為80300噸，且每年按照330天計，每天24小時連續(xù)進行，得料液的進料量F為：80300x103330x24=10138.9Kg/h用總物料衡算確定總蒸發(fā)量W為：( x)W=F80300x103330x24=10138.9Kg/h用總物料衡算確定總蒸發(fā)量W為：( x)W=F1—f=10138.9I xJ3x〔1-罌J=5069.4kg/h因并流加料存在自蒸發(fā)，且蒸發(fā)中無額外蒸汽引出，可設(shè)W1：W2：W3=1：1.1：1.2而W=W1+W2+W3=3.3WW50694所以，各效的蒸發(fā)量為：W== —=15361 3.3 3.3.2Kg/h卬=1.1xW=1.1x1536.2=1689.8Kg/h21W=1.2xW=1.2x1536.2=1843.4Kg/h31對各效做物料衡算，設(shè)第I、第□效中溶液的濃度為X1及X2分別由FX0=L1X1=(F-W1)X1求得FXF-W1FX

0—L1X1=L2X2=(L1-W2)X210138.9x0.1510138.9-1536.210138.9x0.15=0.1768F-W-W10138.9-1536.2-1689.812二0.2200X=0.303估計各效溶液的沸點和總有效傳熱溫差加熱蒸汽壓為2atm（表壓），冷卻真空度為600mmHg，換算成絕壓：由表壓=絕壓-當?shù)卮髿鈮海婵斩?當?shù)卮髿鈮?絕壓，1atm=101.3kPa=760mmHg，當?shù)卮髿鈮阂允写髿鈮簽槔橘Y料知其為99.33kPa可求得加熱蒸汽壓P1=301.93kPa（絕壓），冷卻器的絕壓為Pk=19.36kPa假設(shè)各效間壓力降相等，那么總壓力差為EaP=P-P=301.93-19.36=282.57kPa1K各效間的平均壓力差為ap二2二282.57-94.19kPai3 3由各效的壓力差可求得各效蒸發(fā)室的壓力，即P1'=P1_APi=301.93-94.19=207.74kPaP2=P1_2APi=301.93-2x94.19=113.55kPaP3’=PK’=19.36kPa各效的二次蒸汽壓力，從手冊中可查得相應(yīng)的二次蒸汽的溫度和汽化潛能列于下表3-1中。表3-1二次蒸氣的溫度和氣化潛熱效數(shù)In田二次蒸氣壓力P，kPai207.74113.5519.36二次蒸氣溫度T',0Ci(即下一效加熱蒸汽的溫度)121.3102.959.3二次蒸氣的氣化潛熱r,kJ/kgi(即下一效加熱蒸汽的氣化潛熱)2201.62250.92356.8(1)各效由于溶液沸點而引起的溫度差損失△’，根據(jù)各效二次蒸汽溫度(也即相同壓力下水的沸點)和各效完成液的濃度Xi，由NaOH水溶液的杜林線圖可查得各效溶液的沸點tAi分別為tA1=129℃, tA2=113℃，tA3=75℃則各效由于溶液沸點比水的沸點升高而引起的溫度差損失為1'=tA1-T1'=129-121.3=7.7℃2'=tA2-T2,=113-102.9=10.1℃3'=tA3-T3'=75-59.3=15.7℃所以￡a=A+A+A=7.7+10.1+15.7=33.5℃123(2)由操作條件知，靜壓力與阻力引起的溫差損失為第一效△"+△"'=2℃11第二效A"+A"'=3℃22第三效A"+A"'=7℃3 13所以蒸發(fā)裝置的總溫度差損失為￡a=￡A,+￡A,+￡a”=33.5+2+3+7=45.5℃(3)各效料液的溫度和有效總溫差由各效二次蒸汽Pi,及溫度差損失△;，即可由下式估算各效料液的溫度tit=T'+A又A=A+A'+A”=7.7+2=9.7℃1111A=A+A"+A',,=10.1+3=13.1℃2222A=A'+A"+A'”=15.7+7=22.7℃3333所以各效料液的溫度為t=，+A=121.3+9.7=131.0℃TOC\o"1-5"\h\z11 1t=T+A=102.9+13.1=116.0℃22 2t=T+A=59.3+22.7=82.0℃33 3有效總溫差ZAt=6—r）—ZaSK由手冊查得301.93kPa絕壓下飽和蒸汽的溫度為Ts=133.5℃汽化潛熱為r1=2167.5kJ/kg，所以ZAt=（T-T，）-ZA=133.5-59.3-45.5=28.7℃SK3.3加熱蒸汽消耗量和各效蒸發(fā)水量的初步計算第i效的熱量衡算式為Q=Dr=5c—Wc—Wc-...-Wc卜-1)+Wr'iii p0 1pw2pw i-1pwi i-1 ii由上式可求得第i效的蒸發(fā)量Wi。若在熱量衡算式中計入溶液的濃縮熱及蒸發(fā)器的熱損失時尚需要考慮熱利用系數(shù)〃。對于一般溶液的蒸發(fā)，熱利用系數(shù)〃可取為nj0.98-0.7Axi(式中Axi為以質(zhì)量分率表示的溶液的組成變化)。第i效的蒸發(fā)量Wi的計算式為W="——i_i_+Fcc-Wc-Wc-...-Wc)-i_1 ii1r p0 1pw 2pw i-1pwrii式中，Di——第i效加熱蒸汽量，kg/h，當無額外蒸汽抽出時，Di=WI-1；ri——第i效加熱蒸汽的汽化潛能，kJ/h；ri' 第i效二次蒸汽的汽化潛能，kJ/h；cp0——原料液的比熱容，kJ/(kg.℃)；cpw——水的比熱容，kJ/(kg.℃)；ti、ti-1——分別為第i效和第i-1效溶液的溫度(沸點)，℃；ni——第i效的熱利用系數(shù)，無因次。第1效的熱量衡算式為

(Dr、+Fc-0 1p0 r，r1/因料液是低于沸點進料，需考慮到NaOH溶液的濃縮熱的影響，熱利用系數(shù)計算式為nj0.98-0.7Axi(Dr、+Fc-0 1p0 r，r1/因料液是低于沸點進料，需考慮到NaOH溶液的濃縮熱的影響，熱利用系數(shù)計算式為nj0.98-0.7Axi，式中Axi為第i效蒸發(fā)器中料液溶質(zhì)質(zhì)量分數(shù)的變化。ni=0.98-0.7x(x1-x0)=0.98-0.7x(0.1768-0.15)=0.9612原料液的比熱容由cp0=c*(1-x0)+cBx0計算，查手冊得，溶質(zhì)(即NaOH)的的比熱容cB=2.01kJ/(kg.℃)，水的比熱容為4.1871kJ/(kg.℃)，故cp0=4.187x(1-0.15)+2.01x0.15=3.86kJ/(kg.℃)所以w=nI半+Fc二Iiikr p0rli i「2167.5D=0.9612x r+10138.9x3.86x2201.615-131.02201.6=0.946D—1982.01第^效的熱量衡算為=n2Wr——+r'2=0.98—0.7x(0.2200—0.17682)=0.9468=n2Wr——+r'2=0.9468x2201.62250.92(10138.9x3.86-4.187W)x131.0—116。2250.9=0.903W+247.81對于第田效，同理可得=0.98—0.7x(0.30-0.2200)=0.9240=n3Wr(mm )t=n3Wr(mm )t一t——+'Fc一Wc一Wc—3r p01pw2pwr33=0.9240x2250.9W+(10138.9x3.86—4.187W—4.187W)116.0~82.02356.822 2356.8=0.827W—0.056W+521.7又 W1+W2+W3=5069.4 ④聯(lián)合解式①至式④，可得 D]=3765.1kg/hW1=1579.8kg/hW2=1673.5kg/hW3=1816.1kg/h3.4蒸發(fā)器傳熱面積的估算任一效的傳熱速率方程為Qi iii式中，Qi——第i效的傳熱面積速率，W；Ki——第i效的傳熱系數(shù)，W/(m2.℃)；Si——第i效的傳熱面積，m2； At——第i效的傳熱溫差，℃。i所以0QTOC\o"1-5"\h\zS- i—iKAtiiQ-Dr-3765.1義2167.5義1000?3600-2.267義106w1 11A-T-1-133.5-131.0-2.5℃1 11S-Q(KAt)-2.267x106(2000x2.5)=453.4m21 1 1 1Q-Wr?-Wr-1579.8x2201.6x1000?3600-9.661x105w2 11 12At-T-t-T'-t-121.3-116.0-5.3℃2 22 12S-Q(KAt)-9.661x105.(1600x5.3)-113.9m22 2 2 2Q-Wr?-Wr-1673.5x2250.9x1000+3600-1.046x106w3 22 23At-T-t-T'-t-102.9-82.0-20.9℃3 33 23S-Q(KAt)-1.046x106(760x20.9)-65.9m23 3 3 3 -誤差為1-SS-1-65.9453.4-0.8547，誤差較大，應(yīng)調(diào)整各效的有效溫minmax度差，重復(fù)上述計算過程。3.5有效溫差的再分配c_SAt+SAt+SAtS二112233-ZAt453.4x2.5+113.9x5.3+65.9x20.9 108.5m228.7重新分配有效溫度差得S4534At-二At= —x2.5-10.4。CS1 108.5S1139At,=二At= -x5.3-5.6。CS2 108.5At-工At-65.9x20.9-12.7。CS3 108.53.6重復(fù)上述計算步驟（1）計算各效料液濃度由所求得的各效蒸發(fā)量，可求各效料液的濃度，即

Fx10138.9x0.15 0 ==0.1777F—W10138.9Fx10138.9x0.15 0 ==0.1777F—W10138.9—1579.81Fx 0-10138.9x0.15F—W—W10138.9—1579.8—1673.5=0.220812x=0.303（2）計算各效料液的溫度因末效完成液濃度和二次蒸汽壓力均不變，各效溫度差損失可視為恒定，故末效溶液的溫度仍為82.0℃，即T=82.0℃3則第田效加熱蒸汽的溫度（也即第^效料液二次蒸氣溫度）為T=T'=t'+At'=82.0+12.7=94.7oC3233由第□效二次蒸氣的溫度（94.7℃）及第□效料液的濃度（0.2208）查杜林線圖，可得第^效料液的沸點為104.4℃。由液柱靜壓力及流動阻力而引起的溫度差損失可視為不變，故第□效料液的溫度為t=t2A2+A〃+A"'=104.4+3=107.4。C同理T=T'21=t+At'=107.4+5.6=113.0。C由第1效二次蒸氣的溫度（113.0℃）及第1效料液的濃度（0.1777）查杜林線圖，可得第^效料液的沸點為120.1℃。則第1效料液的溫度為t=t1A1+A〃+A”'=120.1+2=122.1。t=t1A1第1效料液的溫度也可由下式計算t=T—At'=133.5—10.5=123.0oC11說明溶液的各種溫度損失變化不大，不需要重新計算，故有效總溫度差不變，即EAt=28.7oC溫度差重新分配后各效溫度情況列于下表：表3-2三效蒸發(fā)器各效的溫度效次In田加熱蒸汽溫度，℃T1=133.5T1’=113.0T2’=94.7有效溫度差，℃△t1’=10.4△t2’=5.6△t3’=12.7料液溫度（沸點），℃T1=122.1T2=107.4T3=82.0(3)各效的熱量衡算T1’=113.0℃ r1’=2224.2kJ/kgT2’=94.7℃ r2’=2272.2kJ/kgT3’=59.3℃ r3’=2356.8kJ/kg第1效n=0.98—0.7A%=0.98—0.7x(0.1777—0.15)=0.96061 1'Dr 「t-1'=n—++Fc-0——111r'por'J

11(2167.5D=0.96061x 1+10138.9x3.86xI2224.215-122.1)2224.2j=0.9361D-1810.261第^效n=0.98-0.7A%=0.98-0.7x(0.2208-0.1777)=0.949772 2w=n2 2WrV^-+r2( )t-1FCc -Wc1-1 2p0 1pwr'2=0.949772224.2W12272.2+(10138.9x3.86-4.187W)122.1-107-41 2272.2=0.9040W+240.47

1第田效n=0.98-0.7A%=0.98-0.7x(0.30-0.2208)=0.924613 3W=n土+(Fc-Wc-Wc)t^-t33 2r' p0 1pw2p0 r,3 3=0.92461x|~2272嗎+(101389x3.86-4.187W-4.187W)107,4-82.0\o"CurrentDocument"23568 1 2 23568=0.8497W-0.0417W+389.9821又W+W+W=5069.41 2 3聯(lián)合解式⑤⑥⑦⑧，可得D1=3653.5kg/hW1=1609.9kg/hW2=1695.8kg/hW3=1763.7kg/h與第一次計算結(jié)果比較，其相對誤差為1—1579.81609.9|=0.01871—1673.51695.8|=0.01311—1816.11763.7|=0.0297計算相對誤差均在0.05以下，所以各效蒸發(fā)量的計算結(jié)果合理。其各效溶液濃度無明顯變化，不需重新計算。(4)蒸發(fā)器傳熱面積的計算Q二Dr=3653.5x2167.5x1000+3600=2.1997x106wTOC\o"1-5"\h\z1 11At'=10.4℃S=Q(KAt,)=2.1997x106(2000x10.4)=105.3m21 1- 1 1Q=Wr=Wr=1609.9x2224.2x1000+3600=9.9465x105w2 11At=5.6℃S=QQAtJ=9.9465x105(1600x5.6)=111.7m22 22Q二Wr=1695.8x2272.2x1000+3600=1.0703x106w22At:12.7℃\o"CurrentDocument"S=Q(KAtJ=1.0703x106(760x12.7)=111.0m23 3 3 3誤差為1—SS=1-105.3111.7=0.05745，誤差較大，應(yīng)調(diào)整各效的有效溫minmax度差，重復(fù)上述計算過程。有效溫差的再分配S111.0x12.7)28.7=109.05m2TOC\o"1-5"\h\zA。+SAtS111.0x12.7)28.7=109.05m205.3x10.4+111.7x5.6+重新分配有效溫度差得At”=SAtS=105.3x10.5+109.05=10.09℃At"=SAtS=111.7x5.6+109.05=5.70℃2 22At”=SAtS=111.0x12.7+109.05=12.91℃3 33再次重復(fù)上述計算步驟(1)計算各效料液濃度由所求得的各效蒸發(fā)量，可求各效料液的濃度，即X=Fx(F-W)=10138.9x0.1500138.9-1069.9)=0.178310 1X=Fx(F-W-W)=10138.9x0.1500138.9-1609.9-1695.8)=0.22262 0 1 2X=0.303（2）計算各效料液的溫度因末效完成液濃度和二次蒸汽壓力均不變，各效溫度差損失可視為恒定，故末效溶液的溫度仍為82.0℃，即t3=82.0℃則第田效加熱蒸汽的溫度（也即第^效料液二次蒸氣溫度）為T二T'=t'+At"=82.0+12.91=94.91℃3233由第□效二次蒸氣的溫度（94.91℃）及第□效料液的濃度（0.2226）查杜林線圖，可得第□效料液的沸點為104.8℃。由液柱靜壓力及流動阻力而引起的溫度差損失可視為不變，故第□效料液的溫度為t=t+A〃+A"=104.8+3=107.8℃TOC\o"1-5"\h\z2A22 2C由T=T'=t+At"=107.8+5.7=113.5°C同理 2 1 2 2由第1效二次蒸氣的溫度（113.5℃）及第1效料液的濃度（0.1783）查杜林線圖，可得第^效料液的沸點為120.7℃。則第1效料液的溫度為t=t+A〃+A'〃=120.7+2=122.7°C1A11 1第1效料液的溫度也可由下式計算t=T—At"=133.5-10.09=123.41°C11 1說明溶液的各種溫度損失變化不大，不需要重新計算，故有效總溫度差不變，即EAt=28.7°C溫度差重新分配后各效溫度情況列于下表：表3-2三效蒸發(fā)器各效的溫度效次In田加熱蒸汽溫度，℃T1=133.5T1’=113.5T2’=94.9有效溫度差，℃△t1’=10.09△t2’=5.7△t3’=12.91料液溫度（沸點），℃t1=122.7t2=107.8t3=82.0（3）各效的熱量衡算T1’=113.5℃ r1’=2222.8kJ/kgT2’=94.9℃ r2’=2271.1kJ/kgT3’=59.3℃ r3’=2356.8kJ/kg第1效n=0.98-0.7A%=0.98-0.7x(0.1783-0.15)=0.9601811第^效第田效w=n11rt-tT+FCT——:' por'1=第^效第田效w=n11rt-tT+FCT——:' por'1=0.96018xf竺B+10138.9x3.86x )I2222.82222.8)=0.9363D-1820.091=0.98-0.7A%=0.98-0.7x(0.2226-0.1783)=0.949022=n2Wr~2r'2=0.94902+(Fc-Wc)t1-t2p0 1pwr'2「2222.8W1+(10138.9x3.86-4.187W)^1^2271.11 2271.1=0.9028W+243.411=0.98-0.7A%=0.98-0.7x(0.30-0.2226)=0.925793=n2wr(一+=n2wr(一+(Fc-Wc-Wcr' p01pw2p03-t 3r'3=0.92579X227叫+(101389x3.86-4.187W-4.187W)107,8-82.0(c)2356.82 2356.8=0.849即一=0.849即一0.0424y+39630w+w+w=5069.4(d)聯(lián)合解式(a)(b)(c)(d)，可得D1=3660.4kg/hW1=1607.2kg/hW2D1=3660.4kg/hW1=1607.2kg/hW2=1694.3kg/hW=31767.9kg/h與第二次計算結(jié)果比較，其相對誤差為1-1609.91607.2|=0.00171-1695.81694.3|=0.00091-1763.71767.9|=0.0024計算相對誤差均在0.05以下，所以各效蒸發(fā)量的計算結(jié)果合理。其各效溶液濃度無明顯變化，不需重新計算。(4)蒸發(fā)器傳熱面積的計算Q二Dr=3660.4x2167.5x1000+3600=2.2039x106w1 11At"=10.09℃1S=Q(KAt")=2.2039x106,(2000x10.09)=109.3m2TOC\o"1-5"\h\z1- 1 1\o"CurrentDocument"Q=Wr=Wr=1607.2x2222.8x1000+3600=9.9233x105w2 11 12At"=5.70℃S=QKAt”)=9.9233x105.(600x5.7)=108.8m22- 22Q=Wr'=1694.3x2271.1x1000+3600=1.0689x106w22At"=12.91℃S=Q(KAt”)=1.0689x106.(760x12.91)=108.9m23 3- 3 3誤差為1—SS=1—108.8109.3=0.0042<0.05，迭代計算結(jié)果合理，所以，minmaxmin取平均傳熱面積為S=(S+S+S)3=(109.3+108.8+108.9)3=109.0m21 2 33.9計算結(jié)果列表如下表3-3物料計算結(jié)果效次In田冷凝器加熱蒸汽溫度Ti，oC133.5113.594.959.3操作壓力P'i，kPa161.3784.2719.3619.36溶液溫度（沸點）ti，oC122.7107.882.0完成液濃度xi，%17.8322.2630蒸發(fā)量Wi，kg/h1607.21694.31767.9蒸氣消耗量D，kg/h3660.4傳熱面積Si，m2109.3108.8108.9注：表中P'1按T1’=T2=113.5℃查得，P'2按T2’=T3=94.9℃查得，P'產(chǎn)P'3=19.36kPa4.蒸發(fā)器的主要結(jié)構(gòu)尺寸設(shè)計中央循環(huán)管式蒸發(fā)器的主要結(jié)構(gòu)尺寸包括：加熱室和分離室的直徑和高度；加熱管與中央循環(huán)管的規(guī)格、長度及在管板上的排列方式。這些尺寸的確定取決于工藝計算結(jié)果，主要是傳熱面積。4.1加熱管的選擇和管數(shù)的初步估算蒸發(fā)器的加熱管通常選用?25x2.5mm、@38x2.5mm、@57x3.5mm等幾種規(guī)格的無縫鋼管。加熱管的長度一般為0.6—2.0m，但也有選用2m以上的管子。管子的長度的選擇應(yīng)根據(jù)溶液結(jié)垢的難易程度、溶液的起泡性和廠房的高度等因素來考慮。易結(jié)垢和易起泡沫的蒸發(fā)宜選用短管。根據(jù)設(shè)計任務(wù)及NaOH溶液的性質(zhì)，選用以下管子：L=2.0m，?38x2.5mm。

確定加熱管的規(guī)格與長度確定后，可由下式初步估計所需的管子數(shù)n'n，=兀dL—0.1)0式中，S——蒸發(fā)器的傳熱面積，m2,由前面的工藝計算確定；d0 加熱管外徑，m； L 加熱管長度，m。因加熱管固定在管板上，考慮到管板厚度所占的傳熱面積，則計算管子數(shù)n,時的管長應(yīng)取(L-0.1)m。所以109.03.14x38109.03.14x38x10-3x十 ^:480(2.0-0.1)為完成傳熱任務(wù)所需的最小實際管數(shù)n，只要在管板上排列加熱管后才能確定。4.2循環(huán)管的選擇循環(huán)管的截面積是根據(jù)使循環(huán)阻力盡量減少的原則來考慮的。中央循環(huán)管式蒸發(fā)器的循環(huán)管截面積可取加熱管總截面積的40%-100%。加熱管的總截面積可按口計算，循環(huán)管徑以D1表示，則-D2=(40%~100%)n'nd24 1 4iD二,(40%~100%-'d1 i本次計算取加熱管總截面積的50%，所以D=<0.5x480x(38-2.5x2)=511.2mm1根據(jù)上式結(jié)果，從管子規(guī)格中選取管徑相近的標準管型號為0560x20mm，循環(huán)管的管長與加熱管相等，為2.0m。加熱室直徑及加熱管數(shù)目的確定加熱管的徑取決于加熱管和循環(huán)管的規(guī)格、數(shù)目及在管板上的排列方式。加熱管在管板上的排列方式有三角形、正方形、同心圓等，目前以三角形排列居多。管心距士為相鄰兩管中心線之間的距離，t一般為加熱管外徑的1.25?1.5倍。目前在換熱器設(shè)計中，管心距的數(shù)值已經(jīng)標準化，管子規(guī)格確定后，相應(yīng)的管心距則為確定值。表4-1中摘錄了管心距的數(shù)據(jù)。表4-1不同加熱管尺寸的管心距加熱管外徑d0,mm 19 25 38 57管心距t,mm 25 32 48 70

由上表查得規(guī)格為?38x2.5mm的管心距為t=48mm管子按正三角形排列，則 n=1.1\；方=1.1x480=24c加熱管徑可采用下式進行初步估算D=t(n-1)+2b'ic其中，b'=(1~1.5卜。0取b'=1.2d=1.2x38=45.6mm0所以D=t(n—D+26=48x(24—1)+2x45.6=1195.2mmic加熱室徑和加熱管數(shù)采用作圖法確定，殼體徑的標準尺寸列于表4-2中。表4-2殼體的尺寸標準殼體徑，mm 400?700 800?1000 1100?1500 1600?2000最小壁厚，mm 8 10 12 14根據(jù)初估加熱室徑和容器公稱直徑系列表，試選用D=1400mm作為加熱室徑，并以此徑和循環(huán)管外徑D1=560mm作同心圓，在同心圓的環(huán)隙中，按加熱管的排列方式和管心距作圖。由作圖可得，當徑為1400mm時，得管數(shù)為476根，與初值n'比，其相對誤差為|1-480/476|=0.0084，誤差較小。故取加熱室徑為1400mm，壁厚為12mm。正二角胎掉列分離室直徑和高度的確定分離室的直徑和高度取決于分離室的體積，而分離室的體積又與二次蒸汽的體積流量及蒸發(fā)體積強度有關(guān)。(1)分離室體積的計算公式為WV= 3600pU式中，V 式中，V 分離室的體積，m3；某效蒸發(fā)器的二次蒸汽流量，kg/h；P 某效蒸發(fā)器的二次蒸汽密度，kg/m3；U——蒸發(fā)器體積強度，m3/(m3.s)；即每立方米分離室每秒鐘產(chǎn)生的二次蒸汽量，一般允許值為1.1?1.5m3/(m3.s)。根據(jù)蒸發(fā)器工藝計算得到的各效二次蒸汽量，再從蒸發(fā)體積強度的數(shù)值圍選取一個值，即可由上式計算出分離室的體積。一般情況下，各效的二次蒸汽量不相同，且密度也不相同，按上式計算出的分離室體積也不同，通常末效體積最大。為方便起見，設(shè)計時各效分離室的尺寸可取一致，分離室體積宜取其中較大者。將工藝計算中二次蒸氣的溫度和流量以及根據(jù)溫度所查得的二次蒸氣的密度列于下表4-3二次蒸氣相應(yīng)密度效次In田二次蒸氣溫度T'，0c113.594.959.3二次蒸汽流量Wi，kg/h1607.21694.31767.9人h?…母p,,kg/m3二次蒸氣密度0.92210.50390.1301蒸發(fā)器體積強度取值為U=1.2m3/(m3.s)；根據(jù)上表數(shù)據(jù)，分別計算出各效分離室體積TOC\o"1-5"\h\z=W(3600pU)=1607.2(3600x0.9221x1.2)=0.4035m31 1 1=W(3600pU)=1694.3(3600x0.5039x1.2)=0.7783m32 2 2=W(3600pU)=1767.3(3600x0.1301x1.2)=3.1456m33 3 3所以分離室體積取最大值為V=3.1456m3。(2)分離室體積確定后，其高度H與直徑D符合下列關(guān)系：兀V=一D2H

4利用此關(guān)系確定高度和直徑時應(yīng)考慮如下原則：①H/D=1?2；②H>1.8，以保證足夠的霧沫分離程度；③在允許的條件下，分離室直徑應(yīng)盡量與加熱室相同，這樣可使結(jié)構(gòu)簡單，加工制造方便。因此，取H/D=1.5，則由關(guān)系口兀 解得：D=1.39m，H=2.10m，滿足要求。則加熱室直徑取1.4m，高度取2.1mV=—D2H44.5接口管尺寸的確定流體進出口接管的徑按下式計算d=\：'4V.■兀us式中，VS 流體的體積流量，m3/s； u 流體的適宜流速，m/s。

流體的適宜流速列于表4-4中。表4-4流體的適宜流速強制流動的液體，m/s 自然流動的液體，m/s飽和蒸汽，m/s 空氣及其他氣體，m/s0.8?15 0.08?0.15 20?30 15?20溶液的進出口對于并流加料的三效蒸發(fā)，第1效溶液的流量最大，為統(tǒng)一管徑，按第1效溶液流量來確定管徑，溶液的適宜流速按強制流動算，即u=0.8?15m/s，此處選取u=4m/s，則查NaOH水溶液相對密度圖得質(zhì)量分數(shù)為15%的NaOH水溶液相對密度為p1=1.165g/cm3,所以 F10138.9V=—= =0.00242m3/sSp 1.165x103X36001「匠—4x0.00242_d=—s-= =0.027/6m=27.76mm、兀u \3.14X4根據(jù)無縫鋼管的常用規(guī)格選用?36x3.5mm的標準管。4.5.2加熱蒸汽進口與二次蒸汽出口飽和蒸汽適宜的流速u=20?30m/s，此處取u=25m/s；為統(tǒng)一管徑，取體積流量最大的末效來計算管徑的體積流量，則V=Wp=1767.9(0.1301x3600)=3.775m3/sS3 3 3d==氣4V

? C-4.d==氣4V

? C-4.= =0.4386m=438.6mm,■.-3.14x25根據(jù)無縫鋼管的常用規(guī)格選用?480x15mm的標準管。4.5.3冷凝水出口冷凝水的排出屬于自然流動，u=0.08?0.15m/s，接管直徑由各效加熱蒸汽消耗量較大者確定。因此，按第田效計算第田效二次蒸汽溫度為59.3℃，其對應(yīng)的冷凝水的密度為983.5kg/m3，取u=0.12m/s，貝UV=w/p=1767.9(983.5x3600)=4.99x10-4m3/s4V 4x4.99x10-4=0.07278m=72.78mm=0.07278m=72.78mm兀u \3.14x0.12根據(jù)無縫鋼管的常用規(guī)格選用?83x3.5mm的標準管。5.主要輔助設(shè)備設(shè)計選型蒸發(fā)裝置的輔助設(shè)備主要包括氣液分離器與蒸汽冷凝器。5.1氣液分離器的設(shè)計選型蒸發(fā)操作時，二次蒸汽中夾帶大量的液體，雖在分離室得到初步的分離，但是為了防止損失有用的產(chǎn)品或防止污染冷凝液，還需設(shè)置氣液分離器，以使霧沫中的液體聚集并與二次蒸汽分離，故氣液分離器又稱捕沫器或除沫器。其類型很多，我們選擇慣性式除沫器，其工作原理是利用帶有液滴的二次蒸汽在突然改變運動方向時，液滴因慣性作用而與蒸汽分離。其性能參數(shù)如表5-1所示。表5-1慣性式除沫器的性能捕集霧沫的直徑，〃m壓力降,Pa分離效率,%氣速圍，m/s>50196?58885?90常壓12?50（進口）減壓＞25（進口）在慣性式分離器的主要尺寸可按下列關(guān)系確定：DxD01D:D:D=1:1.5:2123H二Dh=（0.4~0.5D1式中，D0 二次蒸氣的管徑，m； D1 除沫器管的直徑，m；D 除沫器外罩管的直徑，m；D 除沫器外殼的直徑，m；23H 除沫器的總高度，m；h 除沫器管頂部與器頂?shù)木嚯x，m。所以，D1=D0=0.48m D2=1.5D1=1.5x0.48=0.72mD3=2D1=2x0.48=0.96m H=D3=0.96m h=0.5D1=0.5x0.48=0.24m5.2蒸汽冷凝汽的設(shè)計選型蒸汽冷凝汽的作用是用冷卻水將二次蒸汽冷凝。當二次蒸汽為有價值的產(chǎn)品需要回收或會嚴重污染冷卻水時，應(yīng)采用間壁式冷卻器。當二次蒸汽為水蒸氣不需要回收時可采用直接接觸式冷凝器。二次蒸汽與冷卻水直接接觸進行熱交換，其冷凝效果好、結(jié)構(gòu)簡單、操作方便、價格低廉，因此被廣泛采用。直接接觸式冷凝器有多孔板式、水簾式、填充塔式及水噴射式等，現(xiàn)采用多孔板式蒸汽冷凝器。其性能參數(shù)列于表5-2中。表5-2多層多孔板式蒸汽冷凝器的性能水氣接觸面積壓降塔徑圍結(jié)構(gòu)與要求水量其他大1067?2000Pa大小均可較簡單較大孔易堵塞5.2.1冷卻水量VL冷卻水流量利用多孔板式冷凝器的性能曲線查得。由冷凝器進口蒸汽壓力19.36Kpa和冷卻水進口溫度25℃可查得1m3冷卻水可冷卻的蒸汽量X=45kg，則=WXLV式中，VL——冷卻水量，m3/h； WV——所需冷凝的蒸汽量，Kg/h。與實際數(shù)據(jù)相比，由多孔板式冷凝器的性能曲線計算的VL值偏低，故設(shè)計時取=6.2?1.5W”則V=1.2WX=1.2X1767.945=47.14m3/h冷凝管直徑D取二次蒸汽流速為u=15m/s，則4VT 4WT 4x1767.93600D=.——s-= 廣= =0.566m=566mm\兀u\p兀u 00.1