NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的设计.docx
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NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的设计
化工原理课程设计
《蒸发》单元操作设计任务书
班级姓名
一、设计题目:
NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的设计
各效蒸发器的总传热系数:
K1=2000W/(m2·℃),K2=1000W/(m2·℃),K3=500W/(m2·℃)。
各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出。
假设各效传热面积相等,并忽略热损失。
各效蒸发器中料液液面高度为:
2m。
每年按300天计,每天24小时连续运行。
厂址:
宁波地区。
三、设备型式
蒸发器:
中央循环管式蒸汽冷凝器:
水喷射式冷凝器四、设计项目(说明书格式)
1、封面、任务书、目录。
2、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。
3、蒸发器的工艺计算:
确定蒸发器的传热面积。
4、蒸发器的主要结构尺寸设计。
5、主要辅助设备选型:
物料泵、蒸汽冷凝器及气液分离器(除沫器)等选型。
6、绘制NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的流程图及蒸发器设备工艺简图
7、对本设计进行评述。
8、参考文献成绩评定指导教师
1设计方案简介.1
1.1设计方案论证1
1.2蒸发器简介1
2设计任务.3
2.1估算各效蒸发量和完成液浓度3
2.2估算各效溶液的沸点和有效总温度差4
2.2.1各效由于溶液沸点而引起的温度差损失4
2.2.2由于液柱静压力而引起的沸点升高(温度差损失)5
2.2.3由流动阻力而引起的温度差损失5
2.2.4各效料液的温度和有效总温差5
2.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算6
2.4蒸发器传热面积的估算7
2.5有效温差的再分配8
2.6重复上述计算步骤8
2.6.1计算各效料液浓度8
2.6.2计算各效料液的温度8
2.6.3各效的热量衡算9
2.6.4蒸发器传热面积的计算10
2.7计算结果列表11
3蒸发器的主要结构尺寸的计算12
3.1加热管的选择和管数的初步估算12
3.2中央循环管的选择12
3.3加热室直径及加热管数目的确定12
3.4分离室直径和高度的确定13
3.5接管尺寸的确定13
4蒸发装置的辅助设备的选用计算14
4.1气液分离器14
4.2蒸汽冷凝器错误!
未定义书签。
4.3水环真空泵选型15
5评述.15
5.1可靠性分析15
5.2个人感想15
6参考文献.16
1设计方案简介
1.1设计方案论证
多效蒸发的目的是:
通过蒸发过程中的二次蒸汽再利用,以节约蒸汽的消耗,从而提高蒸发装置的经济性。
目前根据加热蒸汽和料液流向的不同,多效蒸发的操作流程可以分为平流、逆流、并流和错流等流程。
本设计根据任务和操作条件的实际需要,采用了并流式的工艺流程。
下面就此流程作一简要介绍。
并流流程也称顺流加料流程(如图1),料液与蒸汽在效间同向流动。
因各效间有较大的压力差,液料自动从前效流到后效,不需输料泵;前效的温度高于后效,料液从前效进入后效呈过热状态,过料时有闪蒸出现。
此流程有下面几点优点:
①各效间压力差大,可省去输料泵;②有自蒸发产生,在各效间不必设预热管;③由于辅助设备少,装置紧凑,管路短,因而温度损失小;④装置操作简便,工艺条件稳定,设备维修工作减少。
同样也存在着缺点:
由于后效温度低、浓度大,因而料液的黏度增加很大,降低了传热系数。
因此,本流程只适应于黏度不大的料液。
1.2蒸发器简介
随着工业蒸发技术的发展,蒸发设备的结构与型式亦不断改进与创新,其种类繁多,结构各异。
根据溶液在蒸发中流动情况大致可分为循环型和单程型两类。
循环型蒸发器可分为循环式、悬筐式、外热式、列文式及强制循环式等;单程蒸发器包括升膜式、降膜式、升-降膜式及刮板式等。
还可以按膜式和非膜式给蒸发器分类。
工业上使用的蒸发设备约六十余种,其中最主要的型式仅十余种。
本设计采用了中央循环管式蒸发器,下面就其结构及特点作简要介绍。
中央循环管式蒸发器(如图2)又称标准蒸发器。
其加热室由一垂直的加热管束(沸腾管束)构成,管束中央有一根直径较大的管子叫做中央循环管,其截面积一般为加热管束截面积的40%~100%。
加热管长一般为1~2m,直径
25~75mm,长径比为20~40。
其结构紧凑、制造方便、操作可靠,是大型工业生产中使用广泛且历史长久的一种蒸发器。
至今在化工、轻工等行业中广泛被采用。
但由于结构上的限制,其循环速度较低(一般在0.5m/s以下);管内溶液组成始终接近完成液的组成,因而溶液的沸点高、有效温差小;设备的清洗和检修不够方便。
其适用于结垢不严重、有少量结晶析出和腐蚀性较小的溶液。
三效并流蒸发系统(图1)
中央循环管式蒸发器(图2)
1-加热室2-分离室3-蒸发室
并流加料三效蒸发的物料衡算和热量衡算的示意图如图3所示。
并流加料三效蒸发的物料衡算和热量衡算(图3)
2设计任务
2.1估算各效蒸发量和完成液浓度
总蒸发量WF1x03.27810510.152.1852105kg/h
x30.45
因并流加料,蒸发中无额外蒸汽引出,可设
W1:
W2:
W31.0:
1.1:
1.2
WW1W2W33.3W1
5
2.1852105
W166218kg/h
3.3
W21.16621872840kg/h
W31.26621879462kg/h
x30.450
2.2估算各效溶液的沸点和有效总温度差
P1400kPa绝压
Pk'20kPa(绝压)设各效间压力降相等,则总压力差为
PP1P'K40020380kPa
K
各效间的平均压力差为
P380
Pi127kPa
33
由各效的压力差可求得各效蒸发室的压力,即
P1'P1Pi400127273kPa
P2'P12Pi4002127146kPa
P3'Pk'20kPa
由各效的二次蒸气压力,从手册中查得相应的二次蒸气的温度和气化潜热列于下表中;
表1-1各效二次蒸汽物化数据
效数
Ⅰ
Ⅱ
Ⅲ
二次蒸气压力pi,kPa
273
146
20
二次蒸气温度Ti,℃
(即下一效加热蒸汽的温度)
130.4
110.3
60.1
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)
2177
2231
2355
2.2.1各效由于溶液沸点而引起的温度差损失
根据各效二次蒸气温度(也即相同压力下的沸点)和各效完成液的浓度xi,由NaOH水溶液的杜林线图可查得各效溶液的沸点tAi分别为
tA1=140℃
tA2=128℃
tA3=95℃则各效由于溶液蒸气压下降所引起的温度差损失
1tA1T1'140130.49.6℃
2tA2T2128110.317.7℃
3tA3T3'9560.134.9℃
所以
9.617.734.962.2oC
2.2.2由于液柱静压力而引起的沸点升高(温度差损失)
不考虑液柱静压力对沸点的影响
2.2.3由流动阻力而引起的温度差损失
不考虑流动阻力对沸点的影响
2.2.4各效料液的温度和有效总温差
由各效二次蒸气压力pi及温度差损失i,即可由下式估算各效料液的温度ti,tiTi'i
119.6℃
2217.7℃
3334.9℃
各效料液的温度为
t1T11130.49.6140℃
t2T22110.317.7128℃
t3T3360.134.995℃
有效总温度差
tTsTK
由手册可查得400kPa饱和蒸汽的温度为143.4℃[1]、汽化潜热为2138.5kJ/kg
[1],所以
tTsTK'143.460.162.221.1℃
2.3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
对于沸点进料,t0=t1,考虑到NaOH溶液浓缩热的影响,热利用系数计算式为
10.980.7xi
式中xi为第i效蒸发器中料液溶质质量分数的变化
10.980.7x10.980.70.1880.150.9534所以
r12138.5
W11D11'0.9534D10.9365D1(a)
111r1'121771第Ⅱ效的热量衡算式为
W22W1r2'FcpoW1cpwt1't2
r2r2
20.980.7x20.980.70.2610.1880.9289
128140
3278003.5W14.1871228231140
b)对于第Ⅲ效,同理可得
r3t2t3
W33W23'FcpoW1cpwW2cpw2'3
r3r3
30.980.7x30.980.70.450.2610.8477
2231
W30.8477W2
2355
12895
3278003.5W14.187W24.187
122355
0.7533W20.0497W113628(c)
又W1W2W3218520(d)
联解式(a)至式(d),可得
W177853kg/h
W274663kg/h
W366002kg/h
D183132kg/h
2.4
蒸发器传热面积的估算
Q1D1r1831322138.5103/36004.94107W
t1T1t1
143.41403.4℃
Q1
S11
1K1t1
4.941072
7265m220003.4
Q2W1r1'778532177103/36004.71107W
t2T2t2T1't2130.41282.4℃
'37Q3W2r2'746632231103/36004.63107W
t3T3t3T2't3110.39515.3℃
误差为1SSmmainx11690652250.692,误差较大,应调整各效的有效温差,重
复上述计算过程
2.5有效温差的再分配
72653.4196252.4605215.37791m2
21.1
重新分配有效温度差得,
t1'SS1t1772769513.43.2℃t'2S2t2196252.46.0℃
2S27791
t'3S3t3605215.311.9℃
3S37791
2.6重复上述计算步骤
2.6.1计算各效料液浓度
由所求得的各效蒸发量,可求各效料液的浓度,即
x30.45
2.6.2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95℃,即t3=95℃
则第Ⅲ效加热蒸汽的温度(也即第Ⅱ效二次蒸气温度)为
T3T2t3t3'9511.9106.9℃
由第Ⅱ效二次蒸气的温度T2106.9℃及第Ⅱ效料液的浓度x20.281查杜林线图得第Ⅱ效溶液的沸点为tB2123℃。
由液柱静压力及流动阻力而引起的温度差损失可视为不变。
故第Ⅱ效料液的温度为
t2tB2123℃
同理T2T1t2t21236.0129℃
由T1129℃及第Ⅰ效料液的浓度x10.197查杜林线图,得第Ⅰ效溶液的沸点为144℃。
则第Ⅰ效料液的温度为
t1tB1144℃
说明溶液的各种温度差损失变化不大,不需重新计算,故有效总温度差不变,即
t21.1℃
温度差重新分配后各效温度情况列于下表:
效次
Ⅰ
Ⅱ
Ⅲ
加热蒸汽温度,℃
T1143.4
T1129
T2106.9
有效温度差,℃
t13.2
t26.0
t311.9
料液温度(沸点),℃
t1144
t2123
t395
2.6.3各效的热量衡算
T1129℃r12180kJ/kg
T2106.9℃r12240kJ/kg
T360.1℃r12355kJ/kg
第Ⅰ效
10.980.7x10.980.70.1970.150.9471
r2138.5
W11D1r1'0.9471D12138.50.9291D1
r1'2180
第Ⅱ效
r2t1t2
W22W12'FcpoW1cpw1'2
r2r2
20.980.7x20.980.70.2810.1970.9212
2180144123
W20.9212W13278003.5W14.1870.86W19908
212240122401第Ⅲ效
r3t2t3
W33W23'FcpoW1cpwW2cpw2'3
r3'r3'
30.980.7x30.980.70.450.2810.8617
224012395
W30.8617W23278003.5W14.187W24.187
322355122355
0.7767W20.0429W111754
又W1W2W3218520
联立解得
W176119kg/h
W275370kg/h
W367028kg/h
D181927kg/h
与第一次计算结果比较,其相对误差为
0.023
77853
1
7611974663
10.0094
75370
0.015
66002
1
67028
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,不需重新计算。
2.6.4蒸发器传热面积的计算
Q1D1r1819272138.5103/36004.87107W
t13.2℃
SQ1
S1
1K1t1
4.87107609m2
20003.2
Q2W1r1'761192180103/36004.61107W
t26.0℃
Q3W2r2'753702240103/36004.69107W
t311.9℃
7882m2
误差为1SSmmainx1778608290.03460.05,迭代计算结果合理,取平均传热
面积S7725m2。
2.7计算结果列表
效数
Ⅰ
Ⅱ
Ⅲ
冷凝器
加热蒸汽温度Ti,oC
143.4
129
106.9
60.1
操作压力Pi,kPa
327
163
20
20
溶液温度(沸点)ti,oC
144
123
95
完成液浓度xi,%
19.7
28.1
45
蒸发量Wi,kg/h
76119
75370
67028
蒸汽消耗量D,kg/h
81927
传热面积Si,m2
7725
103.2
103.2
3蒸发器的主要结构尺寸的计算
3.1加热管的选择和管数的初步估算
S
所需管子数n'd0(L0.1)
其中S—蒸发器的传热面积,m2,由前面的工艺计算决定d0—加热管外径,m
L—加热管长度,m,取L=2m,d0=38mm
n'772534075根
3.140.038(20.1)
3.2中央循环管的选择
一般情况下,中央循环管截面积取加热管总截面积的40%~100%。
循环管
的内径由下式计算:
D2(40%~100%)nd2
414i本设计取加热管总截面积的80%计算,于是
D10.8n'di0.8340750.0335.45m
3.3加热室直径及加热管数目的确定
按正三角形排列,管束中心在线管数
nc1.134075=203.1=204根
b'(1~1.5)d01.13841.8mm(系数取1.1)
加热室内径Ditnc12b'
其中t为管心距,取48mm
Di482041241.89827.6mm,取Di=9900mm通过作图得,在同心圆的环隙中所排列的管数约为34100根,故所选内径满足
设计要求,作图过程略。
3.4
分离室直径和高度的确定
其中W为某效蒸发器的二次蒸气流量,ρ为某效蒸发器的二次蒸气的密度,kg/m3,U为蒸气体积强度,通常末效体积最大,为保持各效蒸发室的尺寸一致,以末效计算,现取U30.15m3/m3s,则有:
第三效
67028
9
36000.13070.15
现取蒸发室直径与加热室相同,根据4D2HV得:
4V4949.7
12.m34πD23.194.9212.m34
取H=12.5m,高径比H/D=12.5/9.9=1.26,在1~2的范围之内,可以接受
3.5接管尺寸的确定
被浓缩夜的进出口接管内径:
因第一效溶液流量最大,为使各效设备保持
致,以第一效溶液流量计算,并取进出口接管直径相同
加热蒸汽进口接管内径:
生蒸汽及各效二次蒸汽体积流量如下:
VD/81927/2.667330715m3/h
V1W1/176119/1.79542406m3/h
V2W2/275370/0.829890829m3/h
V3W3/367028/0.1307512839m3/h
因此加热蒸汽进口接管内径可按V290829m3/h计算,并且各效取相同接管
二次蒸汽出口接管内径:
取DN=1740mm。
冷凝水出口接管:
各效流量相近,取相同直径的接管
d4V481927/(3600916)0.17m8u3.141.0
取DN=180mm即可
4蒸发装置的辅助设备的选用计算
4.1气液分离器
选择丝网式除沫器,丝网直径与分离室相同,层数2~3层,厚度为100~150mm。
4.2蒸汽冷凝器
选用多层多孔板式蒸汽冷凝器,其结构参数设计如下。
(1)冷凝负荷取冷凝水温度为30℃,已知冷凝水压力为20kPa,冷凝蒸汽量W367028kg/h,查图4-20得X39kg/m3。
于是
G1.22W/X1.2267028/39209m73/h
2)蒸汽冷凝器直径根据冷凝蒸汽量W367028kg/h和冷凝压力
20kPa,查图4-21得蒸汽冷凝器直径为450mm。
(3)淋水板参数与布置按D<500mm且淋水板数为4~6块板时,
Ln1(0.5~0.7)Ln,L0D(0.15~0.3)m的原则,选用弓形淋水板,板数为5块。
各淋水板间距:
L0600mm,L1360mm,L2220mm,L3130mm,
L480mm。
淋水板的宽度:
最上面一块B'360mm;其他各块淋水板B=280mm。
淋水板堰高h:
h=40mm。
淋水板孔径:
可取8mm
淋水板孔速:
u02gh0.960.8029.810.040.68m/s
淋水板孔数:
nG209710751个
3600d2u036000.7850.00820.68
36004du0
考虑到长期操作时易造成孔的堵塞,最上层板的实际淋水孔数应加大
10%~15%,其他各板孔数应加大5%。
淋水孔采用正三角形排列。
4.3水环真空泵选型
内容略
5评述
5.1;可靠性分析
计算过程中有计算误差或者人为误差,没有多次验算,而且有些设备的选择不是很准确,所以最后结果可靠性不是很强。
5.2个人感想
经历了一个星期的设计与计算,本次化工原理课程设计也将告于段落,在这十几天的时间里收获了许多,是在平时的学习当中所感受不到的。
原本课程设计在想象中是一件很容易的事情,但是现在心里绝对不是这种想法了。
理解了设计人员的不易,每一个数据的确定都要有它自己的依据,不能凭空捏造,更要明白每个数据存在的意义。
更是自己对上学期的化工原理的应用,让我明白了化工原理的重要性,以及开设这门课程的意义,它是我们化工生产中不可缺少的一部分,假如生产时人,那它就是人脚下的路。
想要走好这条路,就必须先铺好它。
在整个过程中也考验了自己多方面的能力,比如计算的严谨,相信很多人在这方面是深有感触也包括我自己在内,每组数据的计算都在三到四遍那样。
还有对知识掌握的扎实程度,对公式的理解与运用,都是很重要的,真有种牵一发而动全身的感觉。
还有就是电脑的运用上,如公式编辑器,Word的应用,AutoCAD的运用都在这次课程设计中体现,。
让我认清了一件事,那就是作为当代大学生,不能只顾专业的学习,还要全方面的发展自己,让自己将来在社会上成为有用之人。
6参考文献
[1]夏清,陈常贵,姚玉英.化工原理上册[M].天津:
天津大学出社,2005:
325,334-336,357-358,364
[2]柴诚敬,刘国维,李阿娜.化工原理课程设计[M].天津:
天津科学技术出版社,1994:
67-73
[3]刘光启,马连湘,刘杰.化学化工物性数据手册[M].北京:
化学工业出版社,2002:
291
[4]刁玉玮,王立业.化工设备机械基础[M].第5版.大连:
大连理工大学出版社,2003:
203
[5]贾绍义,柴诚敬.化工原理课程设计[M].天津:
天津大学出版社,2002:
73-100
忽略此处
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