化工原理设计.docx
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化工原理设计
化工原理课程设计
目录
一、设计任务要求和原始数据┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈3
二、设备型式的简要论述┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈3
三、工艺流程的确定及说明┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈3
四、蒸发器工艺设计计算┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈4
五、设计结果----┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈9
六、对本设计的分析和讨论┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈10
七、参考文献----┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈┈11
一、设计的任务要求和原始数据
本次设计的任务是根据所提供的原始数据和要求设计甘蔗糖厂四效真空蒸发装置,确定蒸发器的操作条件,蒸发器的型式及蒸发流程;进行工艺计算,确定蒸发器的传热面积及结构尺寸。
(一)设计要求:
1、采用各效传热面积相等的蒸发器;
2、原料液采用沸点或低于沸点(5-10℃)进料;
3、加热蒸汽的冷凝液在饱和温度下排出;
4、各效均无抽气;
5、各效有效温度差不少于5-7℃;
6、加热管长度不得大于2m;
(二)原始数据:
糖液原料处理量(kg/h)
原料液的浓度(%质量分率)
完成液的浓度(%质量分率)
加热蒸汽压强(kPa)
冷凝器压强(mmHg真空度)
7000
16
62
180
635
二、设备型式的简要论述
中央循环的管式蒸发器又称为标准式蒸发器,这种蒸发器结构紧凑,操作可靠,传热效果好,但溶液的循环速度较低,并且由于溶液的循环使蒸发器中溶液的浓度接近于完成液的浓度,溶液沸点高,传热温差小,影响传热。
中央循环管式蒸发器的主体是加热室和分离室。
加热室由直立的加热管束所组成,管束中间为一根直径较大的中央循环管。
分离室是汽液分离的空间。
这种蒸发器结构紧凑,制造方便,操作可靠,溶液循环好,传热效率高,应用广泛,有标准蒸发器之称,但由于结构的限制,溶液的循环速度较低,并且由于溶液的循环使蒸发器中溶液的浓度接近于完成液的浓度,故有溶液粘度大,沸点高等缺点。
此外,这种蒸发器的加热室不易清洗。
中央循环管式蒸发器适用于处理结垢不严重,腐蚀性较小的溶液。
本课程设计的蒸发对象为庶糖溶液,适用于中央循环管式蒸发器。
三、工艺流程的确定及说明
1.根据甘蔗糖液的粘度不高的特性,采用并流法操作。
并流加料法的优点为:
后效蒸发室的压强要比前效的低,故溶液在效间的输送可以利用效间的压强差,而不必另外用泵。
随着压强的降低,各效中溶液的沸点也随着降低,这样,糖汁便在温度较低的情况下进行蒸发,因而可减少蔗糖的转化和焦化,以及还原糖分解等有害影响。
在并流加料法中,前一效的二次蒸汽作为后一效的加热蒸汽,后一效的加热室即为前一效的冷凝室。
此外,由于后效溶液的沸点比前效的低,故前效的溶液进入后效时,会因过热而自动蒸发,因而可以多产生一部分二次蒸汽。
采用多效蒸发的目的是为了充分利用热能,减少生蒸汽的消耗,从而提高蒸发装置的经济性。
但随效数的增多,虽然能够节约较多的生蒸汽,同时设备费用也随之增加,所以综合考虑采用四效。
四效真空蒸发方案可使用蒸汽机的低压废气作为热源,第一效蒸汽压力比较低,各效真空度比较高。
这样,糖汁便在温度较低的情况下进行蒸发,因而可减少蔗糖的转化和焦化,以及还原糖分解等有害影响。
使用低压蒸汽作加热蒸汽,各效的二次蒸汽温度也相应较低,且又是四效,热损失比较小,且设备简单。
2.工艺流程图
图1并流加料法的四效真空蒸发装置流程图
四、蒸发器工艺设计计算
(一)估算各效蒸发量和完成液浓度:
W=F(1-X0/X4)=7000ⅹ(1-16%/62%)=5193.5kg/h
∵并流加料,蒸发中无额外蒸汽引出
∴W1:
W2:
W3:
W4=1:
1.1:
1.2:
1.3
而W=W1+W2+W3+W4=4.6W1
∴各效蒸发量W1=1129.0kg/hW2=1241.9kg/h
W3=1354.8kg/hW4=1467.7kg/h
∴各效浓度
X1=FX0/(F-W1)=7000ⅹ16%/(7000-1129.0)=19.08%
X2=FX0/(F-W1-W2)=7000ⅹ16%/(7000-1129.0-1241.9)=24.19%
X3=FX0/(F-W1-W2-W3)=7000ⅹ16%/(7000-1129.0-1241.9-1354.8)=34.21%
X4=FX0/(F-W1-W2-W3-W4)=7000ⅹ16%/(7000-1129-1241.9-1354.8-1467.7)=61.99%
(二)估算各效溶液沸点和有效温度差:
1、各效二次蒸汽压强
按四效经验公式估算,则各效间平均压强差为:
ΔPi=(P1-Pk)/N={180-[(760-635)/760]ⅹ101.335}/4=40.8Kpa
则各效压强为:
P1ˊ=P1-ΔPi=180-40.8=139.2KPa
P2ˊ=P1-2ΔPi=180-2ⅹ40.8=98.4KPa
P3ˊ=P1-3ΔPi=180-3ⅹ40.8=57.5KPa
P4ˊ=P1-4ΔPi=180-4ⅹ40.8=16.7Kpa
查《化工原理》上册附录十得各参数,具体如下表:
表1
效次
第1效
第2效
第3效
第4效
各效二次蒸汽Piˊ/kPa
139.2
98.4
57.5
16.7
二次蒸汽温度Tiˊ/℃
109.0
99.1
84.5
55.7
二次蒸汽蒸发热γˊkJ/kg
2234.9
2260.7
2371.6
2534.9
2、各效的各种温度差损失
各效中由于溶液的蒸汽压下下降、液柱静压强及流动阻力引起的温度差损失Δiˊ、Δi″、Δi'''
(1)由于溶液的蒸汽压下降造成的温度差损失
表2
效次
第1效
第2效
第3效
第4效
各效压力Piˊ/kPa
139.2
98.4
57.5
16.7
各效完成液浓度Xi/%
19.08
24.19
34.21
61.99
二次蒸汽蒸发热γˊkJ/kg
2234.9
2260.7
2371.6
2534.9
各效温度差损失Δiˊ/℃
0.36
0.41
0.68
2.30
∑Δiˊ=0.36+0.41+0.68+2.30=3.75℃
(2)由于液柱静压强引起的温度差损失
根据设计要求,L〈2m,所以取L=1.6mPmi=Pi+ρgL/6
表3
效次
第1效
第2效
第3效
第4效
各效二次蒸汽压强Piˊ/kPa
139.2
98.4
57.5
16.7
糖液密度ρ,kg/m3
1071.5
1092.6
1137.1
1275
各效溶液平均压强Pmi/kPa
141.8
101.1
60.3
19.8
对应饱和温度Tpmˊ/℃
109.5
99.9
85.7
59.8
各效水的沸点Tiˊ/℃
109.0
99.1
84.5
55.7
各效温度差损失Δi″/℃
0.5
0.8
1.2
4.1
∑Δi″=0.5+0.8+1.2+4.1=6.6℃
(3)由于流体阻力产生的温度差损失
按经验值取Δi'''∴∑Δi'''=1+1+1+1=4℃
(4)总温度差损失∑Δ=∑Δiˊ+∑Δi″+∑Δi'''
=3.75+6.6+4=14.35℃
(5)各效溶液的沸点和有效总温度
结果列表于下:
表4
效次
第1效
第2效
第3效
第4效
各效水的沸点Tiˊ/℃
109.0
99.1
84.5
55.7
各效温度差损失Δiˊ/℃
0.36
0.41
0.68
2.30
各效温度差损失Δi″/℃
0.5
0.8
1.2
4.1
各效温度差损失Δi″’/℃
1
1
1
1
各效总温度差损失Δi/℃
1.86
2.21
2.88
7.4
各效溶液沸点ti/℃
110.86
101.31
87.38
63.10
由《化工原理》附录十查得Р1=180kPaT1=116.6℃γ1=2214.3kJ/kgРk=16.7kPaTk=55.9℃
∑Δt=(116.6-55.9)-14.35=46.35℃
(三)多效加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量
第一效:
焓衡算式为:
W1=η1[D1γ1/γ1ˊ+FCpw(t0-t1)/γ1ˊ]
∵沸点进料∴t0=t1
热利用系数取η1=0.98
∴W1=η1D1γ1/γ1ˊ=0.98D1ⅹ2214.3/2234.9=0.971D1
第二效:
焓衡算式为:
W2=η2[W1γ2/γ2ˊ+(FCp0-W1Cpw)*(t1-t2)/γ2ˊ](取η2=0.98)
Cp0=4.187*[1-(0.71-0.0018*T+0.0011*P)*B/100]
=4.187*[1-(0.71-0.0018*116.6+0.0011*0.16)*15/100]=3.87KJ/kg
计算时,T为溶液的沸点,而P为纯度,用浓度X代入。
W2=0.98*[2234.9W1/2260.7+(7000*3.87-4.187W1)*(110.86-101.31)/2260.7]
=0.95W1+112.15
第三效:
焓衡算式为:
W3=η3[W2γ3/γ3ˊ+(FCp0-W1Cpw-W2Cpw)*(t2-t3)/γ3ˊ]
(取η3=0.98)代入有关数据得W3=0.84W1+257.99
第四效:
焓衡算式:
W4=η4[W3γ4/γ4ˊ+(FCp0-W1Cpw-W2Cpw-W3Cpw)*(t3-t4)/γ4ˊ]
(取η4=0.98)代入有关数据得W4=0.67W1+476.37
又W=W1+W2+W3+W4=5193.5kg/h
∴W1=1260.00kg/h;W2=1309.15kg/h;W3=1316.39kg/h;W4=1320.57kg/h;
D1=1297.63kg/h
(四)估算传热面积
由公式:
Si=Qi/kiΔti;Qi=Diγi;Δti=Ti-tiKi=465Ti/xi
结果列表于下:
表5
效次
第1效
第2效
第3效
第4效
各效加热蒸汽消耗Dikg/h
1297.63
1260.00
1309.15
1316.39
各效加热蒸汽蒸发热γiKJ/kg
2214.3
2234.9
2260.7
2371.6
*各效传热系Kikcal/m2.h.℃
2300
1700
1237.5
582.9
各效加热蒸汽温度Ti℃
116.6
109.0
99.1
84.5
各效溶液沸点ti℃
110.86
101.31
87.38
63.10
Δti=Ti-ti℃
5.74
7.69
11.72
21.4
各效的传热面积Si/m2
52.02
51.48
48.77
59.82
*k值由《化工过程与设备课程设计指导书》查表估算与公式计算结合取值
误差为:
1-Smin/Smax=1-48.77/59.82=0.18>0.03
相对偏差大于规定值,故进行重复计算,并调整各效的有效温度。
(五)重新计算
1.有效温度差的再分配:
S=(S
*Δt
+S
*Δt
+S
*Δt
+S
*Δt
)/∑Δt
=(52.02*5.74+51.48*7.69+48.77*11.72+59.82*21.4)/46.55=54.70m2
Δt1ˊ=S1*Δt1/S=52.02*5.74/54.70=5.46℃
同理算得:
Δt2ˊ=7.24℃Δt3ˊ=10.45℃Δt4ˊ=23.40℃
2.重新计算完成液浓度:
X1=FX0/(F-W1)=7000ⅹ0.16/(7000-1260.0)=19.51%
X2=FX0/(F-W1-W2)=7000ⅹ0.16/(7000-1260.0-1309.15)=25.28%
X3=FX0/(F-W1-W2-W3)=7000ⅹ0.16/(7000-1260.0-1309.15-1316.39)=35.96%
X4=FX0/(F-W1-W2-W3-W4)=7000ⅹ0.16/(7000-1260.0-1309.15-1316.39-1320.57)=62.01%
3.计算各效料液的温度:
因冷凝器的压强及完成液的浓度没有变化,故第四效二次蒸汽的参数及溶液沸点均无变化。
第四效加热蒸汽温度T4=T3ˊ=t4+Δt4ˊ=63.10+23.71=86.81℃
第三效二次蒸气的温度由X3=35.96%及T3ˊ=86.81℃查有关表得tA3=87.56又由于液柱静压强引起的温度差损失及流体阻力产生的温度差损失不变故有t3=tA3+Δi'''+Δi″=87.56+1.2+1=89.76℃
其余类推,列于下表:
表6
效次
第1效
第2效
第3效
第4效
加热蒸汽温度Ti℃
115.78
109.84
100.21
86.50
有效温度差Δti℃
5.46
7.24
10.45
23.40
沸点t℃
110.32
102.60
89.76
63.10
由于查表存在误差,故有效温差与再分配时的有一定的差距,以下以再分配的计算
各效热量衡算T1ˊ=109.90℃T2ˊ=101.30℃
T3ˊ=86.81℃T4ˊ=55.70℃
γ1ˊ=2233.9KJ/kgγ2ˊ=2259.7KJ/kgγ3ˊ=2279.9KJ/kgγ4ˊ=2364.8KJ/kg
4.重新计算多效加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量
第一效:
焓衡算式为:
W1=η1[D1γ1/γ1ˊ+FCpw(t0-t1)/γ1ˊ]
∵沸点进料∴t0=t1
热利用系数取η1=0.98
∴W1=η1D1γ1/γ1ˊ=0.98D1ⅹ2214.3/2233.9=0.990D1
第二效:
焓衡算式为:
W2=η2[W1γ2/γ2ˊ+(FCp0-W1Cpw)*(t1-t2)/γ2ˊ](取η2=0.98)
W2=0.98*[2233.9W1/2259.7+(7000*3.87-4.187W1)*(110.32-102.60)/2259.7]=0.95W1+90.70
第三效:
焓衡算式为:
W3=η3[W2γ3/γ3ˊ+(FCp0-W1Cpw-W2Cpw)ⅹ(t2-t3)/γ3ˊ]
(取η3=0.98)代入有关数据得W3=0.93W1+147.42
第四效:
焓衡算式:
W4=η4[W3γ4/γ4ˊ+(FCp0-W1Cpw-W2Cpw-W3Cpw)ⅹ(t3-t4)/γ4ˊ]
(取η4=0.98)代入有关数据得W4=0.82W1+288.28
又W=W1+W2+W3+W4=5193.8kg/h
∴W1=1264.88kg/h;W2=1294.34kg/h;W3=1307.10kg/h;W4=1325.48kg/h;D1=1277.66kg/h
与第一次结果相比较,其相对误差为:
W1的比较|1-1264.88/1260.00|=0.004
W2的比较|1-1294.34/1309.15|=0.011
W3的比较|1-1307.10/1316.39|=0.007
W4的比较|1-1325.48/1320.57|=0.004
均小于0.05,故结果合理
5.传热面积的计算
由公式:
Si=Qi/kiΔti;Qi=Diγi;Δti=Ti-tiKi=465Ti/xi
表7
效次
第1效
第2效
第3效
第4效
各效加热蒸汽消耗Dikg/h
1277.66
1264.88
1294.34
1307.10
各效加热蒸汽蒸发热γiKJ/kg
2214.3
2233.9
2259.7
2279.9
各效传热系数Kikcal/m2.h.℃
2230
1645.9
1189.65
533.4
Δti=Ti-ti℃
5.46
7.24
10.45
23.40
各效的传热面积Si
55.53
56.67
56.14
57.06
误差为:
1-Smin/Smax=1-55.53/57.06=0.027<0.03迭代计算合理,取平
均传热面积S=1.05ⅹ(S1+S2+S3+S4)/4=59.17m2
6、计算结果汇总列表:
表8
第1效
第2效
第3效
第4效
冷凝器
加热蒸汽温度Ti℃
115.78
109.84
100.21
86.50
55.7
操作压强Piˊ/KPa
149.3
107.1
63.4
16.9
16.7
溶液沸点ti℃
110.32
102.60
89.76
63.10
各效完成液浓度Xi/%
19.51
25.28
35.96
62.01
蒸发水量Wikg/h
1263.88
1294.34
1307.10
1325.48
生蒸汽消耗量Dkg/h
1277.66
传热面积Sim2
55.53
56.67
56.14
57.06
平均传热面积Sm2
59.17
表中操作压强P1ˊ按T2=T1ˊ=109.90℃查得,其余类推。
者按P4ˊ≈Pkˊ=16.8kPa。
(六)、蒸发器的主要尺寸
1.加热室
(1)管子数目n:
蒸发器加热管选用Φ42ⅹ3mm,管长L=1.5m管间距取54mm
管子数目n=A/πdHL=59.17/(3.14×42×10-3×1.5)=299
(2)管板直径D1(外径):
D1=1.15tn1/2=1.15ⅹ54ⅹ2991/2=1073.81mm
取D1=Φ1200ⅹ14——《化工过程与设备课程设计指导书》第25页
(3)中央循环的直径D2(内径):
D2=(0.40nd02)1/2=[0.40ⅹ299ⅹ(42-6)2]1/2=393.70mm
圆整D2=Φ400ⅹ10.0mm——《化工过程与设备课程设计指导书》第25页
2.蒸发室
(1)蒸发室直径D3
为了使结构简化,一般取蒸发室直径和加热室直径相同
∴D3=D1=Φ1200ⅹ14mm
(2)蒸发室高度H
考虑到捕沫器与辅助设备安装,为方便蒸发器与原料液分离充分,蒸发器高度取为加热管长的1.6倍
∴H=1.6ⅹ1.5=2.4m
3.接管尺寸
(1)溶液进出口管径
VS1=7000/(1063ⅹ3600)=1.83ⅹ10-3m3/s取u1=1.5m/s
d1=(4VS1/∏u1)1/2=(4ⅹ1.83ⅹ10-3/3.14*1.5)1/2=39.4mm
圆整d1=Φ40ⅹ1mm——《化工原理》第360页
(2)二次蒸汽进出口管路
取u2=35m/sW4=1325.48kg/hT4’=86.81℃ρ=0.37516kg/m3
d2=(4W4/∏ρu2)1/2=[4*1325.48/(3.14*0.37516*3600*35)]1/2=189.0mm
圆整d1=Φ219ⅹ15mm——《化工原理》第359页
(3)冷凝水出口管路
取u3=0.5m/sW4=1325.48kg/hρ=1000kg/m3
d3=(4VS3/∏u3)1/2=[4*1325.48/(3.14*1000*3600*0.5)]1/2=30.6mm
圆整d1=Φ32ⅹ1mm——《化工原理》第360页
(4)生蒸汽进口尺寸
取u4=30m/s由生蒸汽压力P1=180kPaρ=1.0209kg/m3D1=1277.66kg/h
D=(4D1/∏ρu4)1/2=[4*1277.66/(3.14*30*3600*1.0209)]1/2=121.5mm
圆整D=Φ127×6mm——《化工原理》第359页
五、设计结果
蒸发器尺寸设计总表
设计部件名称
尺寸
加热室
传热面积/m2
59.17
中央循环管直径/mm
Φ400ⅹ10.0
管板直径/mm
Φ1200ⅹ14
加热管根数
299
加热管长度/m
1.5
加热管直径/mm
Φ42ⅹ3
蒸发室
直径/mm
Φ1200ⅹ14
高度/m
2.4
各种接管
进料管直径/mm
Φ40ⅹ1
出料管直径/mm
Φ40ⅹ1
冷凝水出口管直径/mm
Φ32ⅹ1
二次蒸汽出口管直径/mm
Φ219ⅹ15
生蒸汽进口管直径/mm
Φ127×6
六、对设计的分析和讨论:
1、从实验设计过程可知,在蒸发操作中,为了保证传热的正常进行,根据经验,必须确保重新分配的每效有效温度差△ti不小于5℃,因为当有效温差小于5℃时,有可能使蒸发过程无法进行,而大于5℃时,料液泡状沸腾,传热系数增大,则有利于传热的进行。
2、在设计中,在进行有效温度差损失的计算时,从计算结果可以看出有效温度差损失逐级增大,蒸发强度随之增大。
越到后效温度差损失越大,这种温度差损失来源于溶液蒸汽压下降和管内液柱静压强,这种现象可能与后效压强和温度逐渐降低有关。
在后效的计算中为了保证有足够的传热所需的有效温差,因而采用高真空度的四效蒸发,这样糖汁便在温度较低的情况下进行蒸发,因而可减少蔗糖的转化和焦化,以及还原糖的分解等不利的影响。
3、本设计多效蒸发的操作流程选用的是并流流程。
因为料液与蒸汽在效间流动方向一致时,各效间有较大的压力差,料液能自动从前效流向后效,不需输料泵;同时,本课程设计的处理液是蔗糖溶液,粘度不大,而逆流适用于处理黏度大而不适宜处理热敏性料液。
虽错流兼有并、逆流的优点,但操作复杂,控制困难,所以综上所述,权衡利弊,本设计采用并流操作流程。
4、为了充分利用所有的加热面,使传热面都均匀传热,必须改善蒸汽的分布,采用的方法有:
增加蒸汽入口管数,合理布置管口位置。
在管群之间安装挡板,使蒸汽在加热室内循一定的路径通过。
加热室内应留下一定空位不安装管子,以便形成蒸汽通道。
管间距离也应适当,以利于传热。
对于一定管长的管子,根据公式可知管间距是固定的,且加热管的规格固定,管子数取决于传热面积,不同数据得出的传热面积不同,所以管子数也不同,对一中央循环管蒸发器可以增加或减少加热管数来满足工艺要求。
5、本次课程设计了多效蒸发器,蒸发器各效的操作压强依次降低,各效的加热蒸汽温度及溶液的沸点也依次降低,所以提供的新鲜加热蒸汽压强较高,这些特点在设计过程中得到的结果可以得到验证。
并流加料蒸发操作流程设计相对比较简单,四效并流加料流程由四个蒸发器构成,并流的特点决定了其不需要另外用泵,而且会产生自蒸发,效率较高的优点。
但是在实际生产过程中由于溶液组成逐渐升高,温度却降低,导致传热系数逐渐下降,从得到的数据可以看出这种情况在后二效中尤为严重。
6、在制糖工业中,所采用的效蒸发器是不等面积的,这样可以得到比较何以的传热温度分布。
如按等面积设计,虽然设计,制造,安装等缴方便,但因为第一效的有效温度差较小,降低了第一效的蒸发强度。
若按传热面积总和为最小原则设计,则轮换操作时,由于各效传热面积不等会影响二次蒸汽的合理分配和使用
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