NaOH水溶液蒸发装置的设计

目 录

1.前言…………………………………………………………………（1） 1.1蒸发及蒸发流程………………………………………………（1） 1.2 蒸发操作的分类………………………………………………（1） 1.3 蒸发操作的特点………………………………………………（2） 1.4 蒸发设备………………………………………………………（3） 1.5 蒸发器选型……………………………………………………（4） 2.设计任务……………………………………………………………（5） 2.1设计任务 ………………………………………………………（5） 2.2操作条件 ………………………………………………………（5） 3.设计条件及设计方案说明 …………………………………………（5） 4.物性数据及相关计算 ………………………………………………（6） 4.1估计各效蒸发量和完成液浓度…………………………………（6） 4.2估计各效蒸发溶液的沸点和有效总温度差……………………（7） 4.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算………………（10） 4.4蒸发器传热面积的估算………………………………………（11） 4.5有效温度的再分配……………………………………………（11） 4.6重复上述计算步骤……………………………………………（12） 4.7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加热管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……………………………………（18） 5.5接管尺寸的确定………………………………………………（19） 6.附属设备的选择……………………………………………………（21） 6.1气液分离器……………………………………………………（21） 6.2蒸汽冷凝器……………………………………………………（21） 7.三效蒸发器主要结构尺寸和计算结果……………………………（23） 8.参考文献……………………………………………………………（24） 9.后记及其他…………………………………………………………（25） 10.附录………………………………………………………………（26）

1. 概述

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

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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

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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 蒸发设备

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，接近于完成液的浓度。操作稳定。此类蒸发器主要有 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 其中，前四种为自然循环蒸发器。

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（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。 优点：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。

缺点：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。 此类蒸发器主要有:

a.升膜式蒸发器， b.降膜式蒸发器， c.刮板式蒸发器

1.5 蒸发器选型

本次设计采用的是中央循环管式蒸发器 ：

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1～2m；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。

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2.设计任务

2.1设计任务

（1）蒸发器处理能力为年产96000吨NaOH水溶液； （2）每年按照300天计，每天24小时；

（3）NaOH水溶液的原料浓度为12％，完成液体浓度为30％； （4）蒸发器的设备形式为中央循环式管式蒸发器； （5）厂址选为长沙地区。

2.2操作条件

（1）加热汽压力为500 kPa（绝热），冷凝器的绝压为20 kPa（绝热）； （2）各效蒸发器的总传热系数分别为K1=1800 W/（m2·℃）、 K2=1200 W/（m2·℃）、 K3=600 W/（m2·℃） ；

（3）三效蒸发器中各效平均密度依次为1120 kg/m3 、1290 kg/m3 、1460 kg/m3；

（4）原料液的比热容为3.77 KJ /（Kg/0C），原料液温度为第一效沸点温度；

（5）蒸发器中溶液的液面高度为1.2 m；

（6）各效加热蒸发汽的冷凝液在饱和温度下排出，忽略热损失。

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、操作可靠等。它的加热室由一

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垂直的加热管束构成，在管束中央有一根直径较大的管子，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，每一效的温差不能小于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NaOH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NaOH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估计各效蒸发量和完成液浓度

年产量：96000吨 ，且每年按照300天计算，每天24小时。

总蒸发量：

?x0??0.12??W?F?1??13333.3??1???8000.0kg/h ?x?0.3??3??96000?103F??13333.3/khg

300?24 因并流加料，蒸发中无额外蒸气引出，可设

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W1:W2:W3?1:1.1:1.2W?W1?W2?W3?3.3W18000.0?2424.2kg/h3.3W2?1.1?2424.2?2666.6 kg/hW1?W3?1.2?2424.2?2909.0kg/hx1?x2?Fx013333.3?0.12??0.1467F?W113333.3?2424.2Fx013333.3?0.12??0.1941F?W1?W213333.3?2424.2?2666.6x3?0.30

4.2 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

?ΔP?P?P??500?20?480 kPa

1K 各效间的平均压力差为ΔPi??ΔP3?160 kPa

由各效的压力差可求得各效蒸发室的压力，即

P1??P1?ΔPi?500?160?340 kPa P2??P1?2ΔΔi?500?2?160?180 kPa ??PK??20 kPaP3 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

Ⅰ 340 137.7

Ⅱ 180 116.6

Ⅲ 20 60.1

，kPa 二次蒸气压力Pi?二次蒸气温度Ti?,0C (即下一效加热蒸汽的温度） 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）

2155 2214 2355

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(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(也即相同压力下水的沸点)和各效完成

液的浓度xi，由NaOH水溶液的点杜林线图可查得各效溶液的沸点tAi分别为

tA1?143 ?CtA2?125 ?C tA3?78 ?C 则各效由于溶液蒸气压下降所引起的温度差损失为

Δ??t?A1?T1??143?137.7?5.3 ?C??125?116.6?8.4 ?C Δ??t?A2?T2??78?60.1?17.9Δ??t?A3?T3 ?C 所以

38.4?17.?931. ?6C ?Δ??5.?(2)由于液柱静压力而引起的沸点升高(温度差损失）

为简便计算，以液层中部点处的压力和沸点代表整个液层的平均压力和平均温度，则根据流体静力学方程，液层的平均压力为

Pav?P??ρavgL2

所以

ρav1gL1.120?9.81?1.2?340??346.6 kPa22ρgL1.290?9.81?1.2??av2?180?Pav2?P2?187.6 kPa

22ρgL1.460?9.81?1.2??av3?20?Pav3?P3?28.6 kPa22Pav1?P1?? 由平均压力可查得对应的饱和温度为

?av1?138.5TP ?C?TPav2?118.1 ?C

?av3?67.9TP ?C 所以

8

???TP?av1?T1??138.5?137.7?0.8?CΔ1??TP?av2?T2??118.1?116.6?1.5?CΔ?2???Δ? ?C3?TPav3?T3?67.9?60.1?7.8?Δ???0.8?1.5?7.8?10.1?C（3）由流动阻力而引起的温度差损失Δ???

????Δ?????? ?C,则?Δ????3 ?C 取经验值1 ?C,即Δ12?Δ3?1

故蒸发装置的总温度差损失为

?Δ??31.6?10.1?3?44.7 ?C

（4）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Δ?i，即可由下式估算各效料液的温度ti，

ti?Ti??Δi??Δ1???Δ1????5.3?0.8?1?7.1Δ1?Δ1 ?C??Δ?2???8.4?1.5?1?10.9Δ2?Δ?2?Δ?2 ?C?????Δ3?Δ? ?C3?Δ3?Δ3?17.9?7.8?1?26.7各效料液的温度为t1?T1??Δ1?137.7?7.1?144.8?C??Δ2?116.6?10.9?127.5t2?T2 ?C??Δ3?60.1?26.7?86.8t3?T3 ?C

有效总温度差

?Δt??T2113kJ/kg，所以

S????Δ ?TK 由手册可查得500kPa饱和蒸汽的温度为151.7?C、气化潜热为

?Δt??T

S????Δ?151.7?60.1?44.7?46.9?TK ?C

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4.3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

?D1r1t0?t1?? W1?η1??Fcp0?r???r1??1 对于沸点进料,t0?t，考虑到NaOH溶液浓缩热的影响，热利用

1系数计算式为

η1?0.98-0.7??0.1467-0.12??0.9613 所以 W1?η1D1r12113?0.9613?D1?0.9426D1 r1?2155 第Ⅱ效的热量衡算式为

?Wrt?t?W2?η2?12??Fcp0?W1cpw?12????r2?r2??0.9468η2?0.98?0.7??0.1941?0.1467?Wrt?t?W2?η2?12??Fcp0?W1cpw?12?

??rr2?2?144.8?127.5??2155??0.9468??W1??13333.3?3.77?4.187W12214??2214??0.8735W.81?392 对于第Ⅲ效，同理可得

??0.9059η3?0.98?0.7??0.30-0.1941?Wrt?t? W3?η3?23??Fcp0?W1cpw?W2cpw?23???rr3?3?127.5?86.8??2214??0.9059??W2??13333.3?3.77?4.187W?4.187W122355??2355??0.7861W2?0.06555W.01?787 又因为 W1?W2?W3?8000.0 联解上面各式，可得

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W1?2610.2 kg/hW2?2672.8kg/hW3?2717.0 kg/hD1?2769.1 kg/h

4.4蒸发器传热面积的估算

Si?QiKiΔtiQ1?D1r1?2769.1?2113?1000?1.625?106 W3600Δt1?T1?t1?151.7?144.8?6.9?CQ11.625?106S1???130.8 m2K1Δt11800?6.9Q2?W1r1??2610.2?2153?1000?1.562?106 W3600

Δt2?T2?t2?137.7?127.5?10.2 ?CQ21.562?106S2???127.6 m2K2Δt21200?10.2??2672.8?2214?1000Q3?W2r2?1.644?106 W3600Δt3?T3?t3?116.6?86.8?29.8 ?CQ31.644?106S3???91.9 m2K3Δt3600?29.2误差为1? Smin91.9?1??0.297，误差较大，应调整各效的有效温Smax130.8度差，重复上述计算过程。

4.5有效温度的再分配

S?S1Δt1?S2Δt2?S3Δt3∑Δt

130.8?6.9?127.6?10.2?91.9?29.8??105.4 m246.9 重新分配有效温度差，可得

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S1130.8Δt1??6.9?8.5 ?CS105.4S127.6Δt?2?2Δt2??10.2?12.3 ?C

S105.4S391.9Δt??Δt??29.8?26.1 ?C33S105.4??Δt14.6重复上述计算步骤 （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

x1?Fx013333.3?0.12??0.149F?W113333.3?2610.2

Fx013333.3?0.12x2???0.199F?W1?W213333.3?2610.2?2672.8x3?0.30

（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86.8 ?C, 即

t3?86.8 ?C

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

??t??T3?T2 ?C 3?Δt3?86.8?26.1?112.9 由第Ⅱ效二次蒸气的温度（112.9 ?C）即第Ⅱ效料液的浓度（0.196）查杜林线图，可得第Ⅱ效料液的沸点为122 ?C.有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

????t2?tA2?Δ? ?C 2?Δ2?122?1.5?1.0?124.5 ?C 同理 T2?T1??t2?t?2?124.5?12.3?136.8 由第Ⅰ效二次蒸气的温度(136.8 ?C)及第Ⅰ效料液的浓度（0.149）查杜林线图，可得第Ⅱ效料液的沸点为142 ?C。则第Ⅰ效料液的温度为

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???Δ1????142?0.8?1?143.8t1?tA1?Δ1 ?C

第Ⅰ效料液的温度也可由下式计算

??151.7?8.6?143.1t1?T1?Δt1 ?C

说明溶液的各种温度损失变化不大，不需要重新计算，故有效总温度差不变，即

?Δt?8.5?12.3?26.1?46.9 ?C

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

加热蒸汽温度，0C 有效温度差，0C 料液温度（沸点），0C

Ⅰ T1=151.7

??8.5 Δt1Ⅱ T'1=136.8 Δt?2?12.3t2=124.5

Ⅲ T'2=112.9 Δt?3?26.1t3=86.8

t1=143.8

（3）各效的热量衡算

T1??136.8 ?Cr1??2157 kJ/kg??112.9T2 ?C

??2225r2 kJ/kg??60.1T3 ?C??2355r3 kJ/kg 第Ⅰ效

η1?0.98?0.7Δx1?0.98?0.7??0.149?0.12??0.960

W1?η1D1r12113?0.960?D1?0.940D1 r1?2157第Ⅱ效

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??0.945η2?0.98?0.7Δ x2?0.98?0.7??0.199?0.149?Wrt?t?W2?η2?12??Fcp0?W1cpw?12????r2?r2

143.8?124.5??2157??0.945??W1??13333.3?3.77?4.187W12225??2225??0.8818W1?412.0 第Ⅲ效

η3?0.98?0.7??0.30?0.199??0.9093?Wrt?t? W3?η3?23??Fcp0?W1cpw?W2cpw?23???rr3?3?124.5?86.8??2225??0.9093??W2??13333.3?3.77?4.187W?4.187W122355??2355??0.7963W2?0.06095W1?731.7 又因为

W1?W2?W3?8000.0

联解上面各式得

W1?2585.4 kg/hW2?2690.8 kg/hW3?2712.9 kg/hD1?2750.4 kg/h

与第一次计算结果比较，其相对误差为

1?1?1?2610.2?0.00962585.42672.8?0.0067 2690.82717.0?0.00152712.9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。

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（4）蒸发器传热面积的计算

Q1?D1r1?2750.4?2113?1000?1.614?106 W3600Δt1?8.5 ?CS1?Q1K1Δt1?Q2?W1r1?2585.4?2157?1000?1.549?106 W3600 Δt2?12.3 ?C1.614?106??105.5 m21800?8.5Q21.549?106S2???104.9 m2K2Δt21200?12.3?Q3?W2r3?2690.8?2225?1000?1.663?106 W3600Δt3?26.1 ?CS3?Q3K3Δt31.663?106??106.2 m2600?26.1 误差为1? Smin104.9?1??0.012 ＜ 0.05，迭代计算结果合理。 Smax106.2 平均传热面积为

Sm?S1?S2?S3105.5?104.9?106.2??105.5 m233

4.7计算结果列表

表4-3 物料计算的结果

效次 加热蒸汽温度，0C 操作压力P'i,kPa 溶液温度（沸点）ti,0C 完成液浓度xi,% 蒸发量Wi，kg/h 蒸气消耗量D，kg/h 传热面积Si,m2

105.5 Ⅰ 151.7 327 143.8 14.9 2585.4

Ⅱ 136.9 163 124.5 19.9 2690.8 2750.4 105.5

105.5 Ⅲ 112.9 20 86.8 30 2712.9

冷凝器 60.1 20

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5 .主体设备计算和说明

5.1加热管的选择和管数的初步估计 根据加热管的型号选用：φ38×2.5mm 根据实际情况选择加热管长度选用：1.5m 初步估算所需管子数为n

n?s105.5??631.6πd0?L?0.1?3.14?38?10-3??1.5?0.1?

5.2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来考虑的。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%。本次计算取50% 。 则循环管的总截面积为

π2πD1?0.5n?di244 D1?0.5n?di?0.5?631.6??38?2?2.5??586.4 mm 根据上式结果，选取管径相近的标准管型号为φ630×20 mm 循环管的管长与加热管相等，为1.5 m。

5.3加热管的直径以及加热管数目的确定

加热管的内径取决于加热管和循环管的规格、数目及在管板上的排列方式。节热管在管板上的排列方式为正三角形,不同加热管尺寸的管心距查表得

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表5-1 不同加热管尺寸的管心距

加热管外径d0,mm 管心距t,mm

19 25

25 32

38 48

57 70

由上表查得型号为φ38×2.5mm的管心距为

t?48 mmnc?1.1n??1.1?631.6?27.6

估计加热管的内径

Di?t?nc?1??2b?

其中，b???1~1.5?d0

取 b??1.2d0?1.2?38?45.6mm

所以 Di?t?nc?1??2b??48??27.6?1??2?45.6?1368 mm 表5-2 壳体的尺寸标准

壳体内径，mm 最小壁厚，mm

400～700

8

800～1000

10

1100～1500

12

1600～200

14

根据估算，及容器的公称直径表，试选用D?1400 mm作为加热管的内径，并以此内径和循环管外径作同心圆，在同心圆的环隙中，按加热管的排列方式和管心距作图。有图可得，当内径为1400mm是，获得管数为1565根，大于估算的管数，满足要求。所以加热管的直径为D?1400 mm,总加热管数n=1565。

17

5.4分离室直径和高度的确定 5.4.1分离室体积的计算式为 V?W

3600ρ U 其中，U为蒸发体积强度，一般允许值为1.1～ 1.5 m3/?m3?s?，在此取1.2 m3/?m3?s?。

将工艺计算中二次蒸气的温度和流量以及根据温度所查得的二次蒸气的密度列于下

效次

二次蒸气温度Ti?,0C 二次蒸汽流量Wi，kg/h 二次蒸气密度ρ，，kg/m3 表5-3 二次蒸气相应密度

Ⅰ 136.9 2877.5

1.8089

Ⅱ 112.7 3022.5 0.9000

Ⅲ 60.1 3433.5 0.1307

依据上表数据，分别算出各效分离室数据

V1?V2?V3?

W12585.43??0.3308m3600ρ1U3600?1.8089?1.2W22690.8??0.6921 m3

3600ρ2U3600?0.9000?1.2W32712.9??4.8048 m33600ρ3U3600?0.1307?1.2 为方便起见，各效分离室的尺寸均取一致，所以体积V取最大值

V?4.8048m3。

5.4.2分离室的高度和直径的确定

确定需考虑的原则：

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①H:D?1～2 ,取H:D?1.5②H?1.8③在允许在允许的条件离室直径应尽量与加热室相同π根据V?D2H4可得：H?2.40 mD?1.60 m

5.5接管尺寸的确定 流体进出口计算

d?4Vsπu

5.5.1溶液的进出口

为统一管径，按第Ⅰ效的流量计算，溶液的适宜流速按强制流动算，即u?0.8~15 m/s,此处选取u?10 m/s则

VS?d液?F13333.3??0.0033 m3/sρ1120?36004Vs?πu4?0.0033?20.50mm3.14?10

依据无缝钢管的常用规格选为φ32×4mm的标准管。 5.5.2加热管蒸汽进出口与二次蒸气出口的确定 表5-4 流体的适宜流速

强制流体的液体，m/s 自然流体的液体，m/s

饱和蒸汽，m/s

空气及其他气体，m/s

0.8～15 0.08～0.15 20～30 15～20

饱和蒸汽适宜的流速u?20~30 m/s, 此处取?30 m/s

为统一管径，取体积流量最大的末效流量为计算管径的体积流量，

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则

VS3?d气?W32712.9??5.766 m3/sρ30.1307?36004VS3?πu气4?5.766?494.8mm3.14?30

依据无缝钢管的常用规格选用为φ530×15mm的标准管。 5.5.3冷凝水进出口的确定

u?0.08~0.15 m/s, 设u冷凝水?0.1 m/s 冷凝水的排出属于自然流， 对于各效冷凝水密度可查的表

表5-5 各效冷凝水密度

效次 第Ⅰ效 第Ⅱ效 第Ⅲ效

?C 温度T， 冷凝水的密度ρ,kg/m3

919.184 939.365 967.38

143.8 124.5 86.8

分别计算各效冷凝水的管径：

2750.4?DVS1?1??0.00083 m3/sρ1919.184?3600d1???4VS1?πu冷凝水4?0.00083?103?102.8mm3.14?0.12585.4?WVS2?1??0.00076 m3/sρ3939.365?3600?d2?4VS2?πu冷凝水?4?0.00076?103?98.4 mm3.14?0.1

2690.8?WVS3?2??0.00077 m3/sρ3967.38?3600d3???4VS3?πu冷凝水4?0.00077?103?99.0 mm3.14?0.120

为统一管径，取计算得到各效最大的管径为设计的管径，则

?d3?102.8mm

依据无缝钢管的常用规格选用直径为φ114×4mm的标准管。

6 .附属设备的选择

6.1气液分离器

根据蒸气流速和各气液体分离器的性能，选择惯性式除沫器作为气液分离器。其主要尺寸确定为： 除沫器内管的直径

D0?D1?630 mm

且 D1:D2:D3?1:1.:52 除沫器外罩管的直径

D2?1.5?D1?1.5?630?945 mm

除沫器外壳的直径

D3?2?D1?2?630?1260 mm

除沫器的总高度

H?D3?1260 mm

除沫器内管顶部与器顶的距离

h?0.47?D1?0.47?630?296.1mm

为设计方便取h?300 mm 6.2蒸汽冷凝器

选用多层多孔式冷凝器尺寸确定

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6.2.1冷却水量VL

冷却水进出口压力为20 kPa，取冷却水进出口温度为25 ?C 由板式蒸汽冷凝器的性能曲线可查得1m3冷却水可冷却的蒸汽量为46.5kg/m

VL理?VL实WV2712.9??58.34 m3/hX46.5 ?1.23V m3/hL理?1.23?58.34?71.7636.2.2冷凝器的直径

根据二次蒸气的体积流量WV?2712.9kg/h以及二次蒸气的压强，由冷凝器内径与蒸气流量的关系图可查得D?450 mm 6.2.3淋水板的设计 淋水板数：

D?450 mm,取n?5

淋水板间距：

取L1?1.5 m

根据Ln?1?0.6Ln则

L2?0.6L1?0.6?1.5?0.9mL3?0.6L2?0.6?0.9?0.54 mL4?0.6L3?0.6?0.54?0.324 mL5?0.6L4?0.6?0.324?0.1944 m且L5?0.15 m

则淋水板间距符合条件 弓形淋水板的宽度：

B??0.9D?0.9?450?405 mm

B?0.5D?50?0.5?450?50?275 mm 淋水板堰高：

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D?450 mm;h取40 mm 淋水板孔径：

冷却水循环使用，d取8 mm 淋水板孔数：

u0?η?2gh?0.97?0.81?2?9.81?0.4?2.20m/sn?VL71.76??180.3 π3.143600d2u03600??0.0082?2.2044 孔数应取整数，故为181根。

7.三效蒸发器主要结构尺寸和计算结果

表7-1 蒸发器的主要结构尺寸的确定

加热管主要结构

加热管（无缝钢管）管径规格 加热管（无缝钢管）长度 加热管（无缝钢管)管数

循环管规格 加热室内径 分离室直径 分离室高度 溶液进出口管径

加热蒸气进出口与二次蒸气出口管径

冷凝水出口管径

设计尺寸 φ38×2.5 mm 1.5 m 924 Φ630×20 mm 1400 mm 1600mm 2400 mm φ32×4 mm φ530×15 mm φ114×4 mm

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表7-2 气液分离器结构尺寸的确定

气压分离器主要结构 除沫器内管的直径 除沫器外罩管的直径 除沫器外壳的直径 除沫器内管顶部与器顶的距离

设计尺寸 630 mm 945mm 1260 mm 300 mm

表7-3 蒸汽冷凝器主要结构的确定

蒸气冷凝器主要结构 蒸汽冷凝器类型

冷却水量 冷凝器的直径 淋水板数 淋水板间距L1 淋水板间距L2 淋水板间距L3 淋水板间距L4 淋水板间距L5

弓形淋水板最上面一块的宽度

弓形淋水板的宽度

淋水板堰高 淋水板孔径 淋水板孔数

设计尺寸 多层多孔式冷凝器

71.76 m3/h 450 mm 5 1500 mm 900 mm 540 mm 324 mm 194.4 mm 405 mm 275 mm 40 mm 8 mm 181

8.参考文献

[1] 王志魁主编 [M].化工原理. 第三版 北京:化工工业出版社，2004 [2] 贾绍义 柴诚敬主编 [M].化工原理课程设计. 天津:天津大学出版社，2002

24

[3] 贺匡国主编 [M].化工容器及设备简明设计手册. 第二版 北京:化工工业出版社，2002 [4] 冯伯华等编辑委员会编 [M].化工工程手册. 北京:化工工业出版 社，1979 [5] 陈英南 刘玉兰主编 [M].常用化工单元设备的设计. 华东理工大学出版社，2005 [6] 华南理工大学化工原理教研室著.化工过程及设备设计[M].广州: 华南理工大学出版

社,1986

9.后记及其他

经过近一个月的艰苦奋战，终于做完了这个蒸发装置的设计，回想这一段时间，觉得自己过的充实又日有所获。刚拿到这个课程设计任务已是国庆过后，经过国庆长假，老师上课讲的化工原理课程设计早已抛到九霄云外，加之本来就对这门课感到畏难，这样就使我更加的茫然。 但通过自己仔细看书，并与老师和同学们的交流和探讨，我渐渐地发现，这个课程设计也并非我们想象的那么难，于是我坚定了一个信念，我一定能做好。

在课程设计过程中，我深刻的认识到查资料对于整个课程设计的重要性。通过这次设计，我学会了高效的查资料的技巧，特别是通过网络获取资料。设计中大量的计算既提高了我的计算能力，也培养了我的科学，严谨的态度，设计中的每一步计算都是一环扣一环，稍一出错，将功亏一篑。现在我还清晰的记得，有一天我从下午2点到晚上10点都一直在计算，饭都没顾得上吃，厕所也不知道去过没。可幸的是，我们上学期学过AutoCAD，所以在画工艺流程图时，相对来说还是比较顺手的，这样为整个的设计争取了一定的时间，从中进一步巩固和提高自己AutoCAD的绘图知识，同时也学会了一些新的知识

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和技巧。总之，这次课程设计，使我的能力有了更进一步的培养和提高，相信这对于我今后的学习、工作都会有极大的帮助。千淘万漉虽辛苦，吹尽狂沙始到金。

最后，我首先要感谢在百忙之中抽出时间来给我们指导的老师，是他们为我们起了拨云见日的作用，没有他们，我们不可能如此圆满顺利地完成本次课程设计；我还要感谢曾经那些给过我建议和帮助的同组同学，正是由于他们的支持和帮助，我才能克服一个又一个的困难和疑惑，使课程设计的进程顺利进行。

记得刚接到这个项目设计的时候，满脑的恐惧、彷徨和不知所措，而如今看着这一页页自己亲自设计的说明书和设备尺寸图，回想起来，也并非当初想象的那样恐怖，其实人生中不就是这样，很多时候需要通过自己去战胜自己害怕的事情，从这次课程设计中，我有一个体会：对于未知的事情其实并不可怕，可怕的只是可怕本身。我们要大胆的去尝试自己所恐惧的事情，当你征服它的时候，你会发现其实一切未知的事情都只是“纸老虎”，只要你真正战胜了“恐惧”本身，并且我相信只有不断的去探索和尝试新事物，你才能不断地超越自我，完善自我。

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10 .附录

附录1 NaOH溶液的杜冷曲线

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附录2 并流加料三效蒸发器的物料衡算和热量衡算示意图

W1 ,T`1 W2 ,T`2 W3,T`3 P`1 D1 T1 W1 T2 P`2 W2 T3 P`3 F x0, t0 X1, t1 X2, t2 X3, t3 T1 T2 T3

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附录3 并流加料蒸发流程

不凝性气体

料液 1 2 3 加热 蒸汽

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冷却水

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