KNO3水溶液三效并流加料蒸发实验设计说明书答辩文档格式.docx
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2.3设计项目(3
3.设计条件及设计方案说明(4
4物性数据及相关计算(5
4.1蒸发工艺设计计算(5
4.3估计各效蒸发溶液的沸点和有效总温度差(6
4.4加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算(9
4.5蒸发器传热面积的估算(10
4.6有效温度的再分配(11
4.7重复上述计算步骤(11
4.7.1计算各效料液(11
4.7.2计算各效料液的温度(12
4.7.3各效的热量衡算(13
4.7.4蒸发器传热面积的计算(14
4.8计算结果列表(15
5主体设备计算和说明(16
5.1加热管的选择和管数的初步估计(16
5.2循环管的选择(16
5.3加热室的直径以及加热管数目的确定(16
5.4分离室直径和高度的确定(17
5.4.1分离室体积的计算式为(18
5.4.2分离室的高度和直径的确定(18
5.5接管尺寸的确定(19
5.5.1溶液的进出口(20
5.5.2加热管蒸汽进口与二次蒸气出口的确定(20
5.5.3冷凝水进出口的确定(20
6辅助设备的选择(21
6.1气液分离器(21
6.2蒸汽冷凝器(22
6.2.1冷却水量(22
6.2.2冷凝器的直径(22
6.2.3淋水板的设计(23
7三效蒸发器主要结构尺寸和计算结果(24
8对本设计进行评述(25
9参考资料(26
1概述
1.1蒸发及蒸发流程
定义:
物质从液态转化为气态的相变过程。
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。
蒸发操作广泛用于浓缩各种不挥发性物质的水溶液,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。
蒸发器内备有足够的分离空间,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,排出的蒸汽如不再利用,应将其在冷凝器中加以冷凝。
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气,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。
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唇溶剂的纯热温差,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操作彼此必须要考虑的问题。
(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蒸发器选型
随着工业蒸发技术的发展,蒸发设备的结构与形式亦不断改进与创新,其种类繁多、结构各异。
本次设计要求采用中央循环管式蒸发器,其结构中,加热室由一垂直的加热管束(沸腾管束构成,在管束中央有一根直径较大的管子,称为中央循环管。
中央循环管式蒸发器具有结构紧凑、制造方便、操作可靠等优点,故在工业上应用较广,有“标准蒸发器”之称。
但实际上,由于结构上的限制,其循环速度较低(一般在0.5m/s以下;
而且由于溶液在加热管内不断循环,使其组成始终接近完成液的组成,因而溶液的沸点高、有效温度差减小。
此外,设备的清洗和检修也不够方便。
2设计任务
2.1设计题目
设计题目:
KNO
水溶液三效并流加料蒸发装置设计
3
2.2设计任务及操作条件
2.2.1设计任务
1.处理能力:
年处理硝酸钾水溶液(8.0×
104+30X吨〖注:
X代表学号最后两位数〗。
2.设备型式:
中央循环管式蒸发器。
2.2.2.操作条件
(1原料液浓度15%,完成液浓度45%,原料液温度80℃;
原料液比热容3.5kJ/kg·
℃。
(2加热蒸汽压为.400kPa(绝压,冷凝器压强为20kPa(绝压。
=2000W/m2·
℃;
K2=1000W/m2·
(3各效蒸发器的总传热系数:
K
1
K3=500W/m2·
(4各效蒸发器中液面的高度1.5m。
(5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。
(6每年按330天计,每天24小时连续运行。
2.3设计项目
1.设计方案简介:
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.主要辅助设备设计选型,包括汽液分离器及蒸汽冷凝器。
5.绘制工艺流程图及蒸发设备工艺简图(3#图纸。
6.对本设计的评述。
3设计条件及设计方案说明
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。
其特点是结构紧凑、制造方便、传热较好及操作可靠等。
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。
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。
4.物性数据及相关计算4.1蒸发工艺设计计算
年产量:
(8.0×
104
+30X吨,且每年按照330天计算,每天24小时。
hkgF/22.1034724
330106530100.8(34=⨯⨯⨯+⨯=
总蒸发量:
hkgxxFW/15.689845.015.0122.10347130=⎪⎭⎫⎝⎛-⨯=⎪⎪⎭⎫⎝
⎛-=因并流加料,蒸发中无额外蒸气引出,可设
123:
:
1:
1.1:
1.2
WWW=1231
3.3WWWW++=hkgWW/35.20903
.315.68983.31===
kg/h38.229935.20901.11.112=⨯=⨯=WW
hkgWW/42.250835.20902.12.113=⨯=⨯=
188.035
.209022.1034715
.022.10347101=-⨯=-=
WFFxx261.038
.229935.209022.1034715
.022.103472102=--⨯=--=
WWFFxx
30.45x=
4.3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
ΔPPP40020380kPa'
=-=-=∑
各效间的平均压力差为iΔP380ΔP=126.67kPa33
==∑
由各效的压力差可求得各效蒸发室的压力,即
11i2
1i3K
PPΔP400126.67273.33kPa
PP2ΔP4002126.67146.66kPaPP20kPa'
=-=-='
=-=-⨯='
'
==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4-1二次蒸气的温度和气化潜热效数
ⅠⅡⅢ
二次蒸气压力,kPaPi'
273.33
14
6.6620
二次蒸气温度0
iT,C'
(即下一效加热蒸汽的温度130.2110.560.1二次蒸气的气化潜热'
r,kJ/kgi(即下一效加热蒸汽的气化潜热
2177.3
2230.2
2354.9
(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。
af'
∆=∆
20.0162(273iTfr'
+=
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℃。
查表得常压下不同质量分数的KNO3沸点如下表
经查表知400kPa下饱和蒸汽温度为143.4℃,气化潜热为2138.5/kJkg
100aAit∆=-
2
10.0162(130.2273(101.51001.812177.3af⨯+'
∆=∆=
⨯-=C︒℃
46.21003.102(0.22312735.110(0162.02
2=-+⨯=∆'
=∆'
af℃66.3100105(9
.23542731.60(0162.02
3=-+⨯=
∆'
af
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:
93.766.346.281.13
=++=∆'
+∆'
=∆∑℃
(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iΔ'
即可由下式估算各效料液的温度it:
℃℃℃66
.346.281.1332211i
i=∆'
=∆=∆'
=∆∆+'
=Tti
各效料液温度为:
℃
76.6366.31.6093.11246.25.11086.13281.105.131333222111=+=∆+'
==+=∆+'
=TtTtTt
有效总温度差
(∑∑-'
-=ΔTT
ΔtK
S
由手册可查得400kPa饱和蒸汽的温度为143.4C︒、气化潜热为2138.5kJ/kg,所以
(℃37.7593.71.604.143=--=∆-'
-=∆∑∑K
TT
t
4.4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
(('
01211...iiippwpwipwiiiiQDrFcWcWcWcttWr--==----+
当无额外蒸汽抽出时1iiDW-=
由上式求得第i效蒸发水量iW的计算式
1011(
iiiiiippwipwiiDr
ttWFcWcWcrrη--⎡⎤
-=+--
-⎢⎥'
⎣⎦
由于忽略溶液的浓缩热和热损失,所以热利用系数1=η
1iiDW-=
℃(⋅=kg/183.4kJcpw第Ⅰ效的蒸发水量1W为
6
.8629822.03.217786.132805.322.103473.21775
.21381c11110011111-=⎪⎭⎫⎝⎛-⨯⨯+⨯=⎪⎪⎭
⎫
⎝⎛'
-+'
=DDrttFrrDWpη①
第Ⅱ效的蒸发水量2W为
29
.3079404.02.223093.11286.132183.45.322.10347(2.22303
.21771cc1112211022122211022222+=⎪
⎭
⎫⎝⎛--⨯+⨯=⎪⎪⎭
--+'
=⎪⎪⎭
=WWWrttcWFrrWrttcWFrrDWpwppwp((ηη②
对于第Ⅲ效,同理可得
17
.7568599.00873.09.235476.6393.112183.4183.45.322.10347(9.23542.2230
1cccc21212332210332333221033333++-=⎪
⎭⎫⎝⎛---⨯+⨯=⎪⎪⎭
---+'
=WWWWwrttWcWFrrWrttWcWFrrDWpwpwppwpwp((ηη③
又因为hkgWWW/15.6898321=++④联解上面①②③④式,可得
h
kgDhkgWhkgWh
kgW/94.3008/03.2530/34.2275/78.20921321====
4.5蒸发器传热面积的估算
i
iii
QSKΔt=
WrDQ63111107874.13600/105.213894.3008⨯=⨯⨯==
℃54.1086.1324.143t111=-=-=∆Tt
26
111179.8454
.102000107874.1mtKQS=⨯⨯=∆=
WrWQ63112102657.13600/103.217778.2092⨯=⨯⨯='
=
℃12.1893.1125.130tt21222=-=-'
=-=∆TTt
222285.6912
.181000102657.1mtKQS=⨯⨯=∆=
WrWQ63223104105.13600/100.223134.2275⨯=⨯⨯='
℃71.4676.6347.110tt32333=-=-'
333339.6071.46500104105.1mtKQS=⨯⨯=∆=
误差为05.029.079
.8439
.6011>
=-=-
MAXMINSS,误差较大,应调整各效的有效温度差,重复上述计算过程,使三个蒸发器的传热面积尽量相等。
4.6有效温度的再分配
233221108.6671.4612.1854.1071
.4639.6012.1885.6954.1079.84mt
tStStSS=++⨯+⨯+⨯=∆∆+∆+∆=
∑
重新分配有效温度差,可得
℃52.1354.1008.6679
.84tt111
=⨯=∆='
∆SS℃15.1912.1808
.6685.69tt222=⨯=∆='
∆SS
℃69.4271.4608.6639.60tt3
33=⨯=∆='
∆SS4.7重复上述计算步骤4.7.1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
188.078
.209222.1034715.022.10347101=-⨯=-=
WFFxx260.034
.227578.209222.1034715
3x0.45
4.7.2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63.76℃,
即
℃76.63t3=
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
℃45.10669.4276.633
323=+='
∆+='
=ttTT
在此温度下汽化潜热kgkJ/66.2246r2='
用公式af∆'
再次对料液温度进行估算
℃39.21003.102(66
.224627345.106(0162.02
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
℃84.10839.245.106222=+=∆'
+'
=Tt同理
℃08.13215.1984.108221=+=∆'
+='
ttT
在此温度下汽化潜热:
kgkJr/65.2171
1='
(℃
84.11005.10165.217127308.132(01162.02
1=-⨯+⨯=∆'
℃92.13384.108.1321
11=+=∆'
=Tt
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
∑=++=∆℃36.7569.4215.1952.13t
温度差重新分配后各效温度情况列于下表:
表4-2三效蒸发器各效的温度
效次
ⅠⅡⅢ加热蒸汽温度,C︒
T1=143.4
T'
1=132
2=106.
有效温度差,C︒52.131
='
∆t19.3
t∆=15.192='
∆t69.423
∆t料液温度,C︒t1=133.9t2=108.
t3=63.76
4.7.3各效的热量衡算
Ⅰ
Ⅱ
Ⅲ
iT'
C︒
132.08106.4560.1ir'
2171.65
2246.6
第Ⅰ效
19
.8999847.065.217192.133805.322.1034765.2171
5.2138
1c11110011111-=⎪⎭⎫⎝⎛-⨯⨯+⨯=⎪⎪⎭
第Ⅱ效
47
.4038200.066.224689.10892.133183.45.322.10347(66.224665.2171
1cc1112211022122211022222+=⎪
⎫⎝⎛'
=WWWrttcWFrrWrttcWFrrDWpwppwp(
(ηη②
第Ⅲ效
04.6948739.00802.09.235476.6389.108183.4183.45.322.10347(9.235466.2246
⎫⎝⎛---⨯+⨯=⎪⎪⎭
=WWWWwrttWcWFrrWrttWcWFrrDWpwpwppwpwp(
(ηη③
又因为
hkgWWW/15.6898321=++④
联解上面①②③④式得
kgDhkgWhkgWhkgW/88.3005/14.2538/31.2299/70.20601321====
与第一次计算结果比较,其相对误差为
0118
.042
.250814
.253810001.038
.229931
.229910142
.035
.209070
.20601=-
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。
4.7.4蒸发器传热面积的计算
WrDQ63111107856.13600/105.213888.3005⨯=⨯⨯==
℃52.131
∆t
11104.6652.132000107856.1mtKQS=⨯⨯='
∆=
WrWQ63112102431.13600/1065.217170.2060⨯=⨯⨯='
℃15.192
∆t26
22291.6415.191000102431.1mtKQS=⨯⨯='
WrWQ63223104245.13600/1066.224631.2299⨯=⨯⨯='
℃69.423
33374.6669.42500104245.1mtKQS=⨯⨯='
误差为05.00282.091
.6474
.6611<
MAXMINSS,迭代计算结果合理。
平均传热面积为
23
21mm90.653
=++=
SSSS
4.8计算结果列表
表4-3物料计算的结果
ⅠⅡⅢ冷凝加热蒸汽温度,0C1
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