设计题目:NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的设计 设计者:
设计日期： 年 月 日 审核：
2009级化工单元操作课程设计任务书
一、设计题目
NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的设计 二、设计任务及操作条件
1。处理能力 3。96×104吨/年NaOH水溶液 2。设备形式 循环管式蒸发器 3.操作条件
（1) NaOH水溶液的原料液浓度为5％。完成液浓度为25％，原料液温度为第一效沸点温度，原料液比热为3。7KJ（kg·℃)，各效蒸发器中溶液的平均密度为：ρ1=1014kg/m3，ρ2=1060 kg/m3，ρ3=1239 kg/m3； （2）加热蒸气压强为500kPa(绝压）,冷凝器压强为15 kPa（绝压）: （3）各效蒸发器的总传热系数：Ｋ1=1500Ｗ/（m2·℃），Ｋ2=1000Ｗ/（m2·℃）,
Ｋ3=600Ｗ/（m2·℃）；
（4）各效蒸发器中页面的高度：1。5m;
（5）各效加热蒸气的冷凝液均在饱和温度下下排出，假设各效传热面积相等，并忽略热损失；
(6）每年按330天计算，每天24小时运行。 三、设计项目
(1)设计方案简单,对确定的工艺流程及蒸发器形式进行简要论述; （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)绘制NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的流程及蒸发器设备工艺简图; （5）对本设计的评述
1
目录
(一)蒸发器的形式、流程、效数论证.。.。。.。。.。.....。。.
（二）工艺计算。。。.。.。.。.。。。..。。。。。.。。。。.。。。..。。。.。。.
（三）蒸发器主要工艺尺寸的设计计算.。。...。。。.。。。。。。.。
（四）设计感想.。.。。..。。.。.。。.。。。。.。.。.。。.。。。.。.。.。。.
（五)设计图纸。。。.。.。.。..。..。..。。。。..。。。.。。.。。..。。。。
2
(一)蒸发器的形式、流程、效数论证
1。蒸发器的形式：
循环管式 2．蒸发器的流程：
三效并流加料 3。效数论证：
在工业中常用的加热方式有直接加热和间接加热。直接加热的优势是传热速率高，金属消耗量小。劣势是应用范围受到被蒸发物料和蒸发要求的;间接加热是热量通过间壁式换热设备传给被蒸发溶液而使溶液气化.一般工业蒸发多采用这类。
间接加热蒸发器分为循环型和单程型两大类，循环型分为循环管式、悬挂筐式、外加热式、列文式及强制循环式；单程型有升膜式、降膜式、升降模式及刮板式。
本次选用循环性的循环管式，因为此循环管结构简单、制造方便、操作可靠、投资费用较少等优点。
蒸发器的类型一般有单效蒸发和多效蒸发,单效蒸发是蒸发装置中只有一个蒸发器，蒸发时产生的二次蒸汽直接进入冷凝器不再利用;多效蒸发器是将几个蒸发器串联操作，使蒸汽的热能得到多次利用，蒸发器的串联个数称谓效数。多效蒸发器的效数受到经济和技术的.对于电解质溶液采用2—3个效数,对于非电解质可采用4—6个。根据情况本次采用多效蒸发器中的三效蒸发器。
1
多效蒸发器的流向一般有并流加料、逆流加料、分流加料和错流
加料.
并流加料的优点如下
①溶液从压强和温度高的蒸发器流向压强和温度低的蒸发器，溶液可依靠效间的压差流动而不需泵送
②溶液进入温度和压强较低的下一效时处于过热状态，因而会产生额外的气化,得到较多的二次蒸汽。
③完成液在末效排出,其温度最低，故总的热量消耗较低. 缺点是：由于各效中溶液的浓度依次增高，而温度依次降低,因此溶液的黏度增加很快，使加热室的传热系数依次下降，这将导致整个蒸发装置生产能力的下降或传热面积的增加。由此可见并流加料流程只适用于黏度不大的料液的蒸发。
逆流加料优点是：溶液浓度在各效中依次增高的同时，温度也随之增高,因而各效内溶液的黏度变化不大,这种流程适用于粘度随浓度和温度变化较大的溶液蒸发。
缺点有：
①溶液在效间是从低压流向高压的，因而必须用泵输送。 ②溶液在效间是从低温流向高温，每一效的进料相对而言均为冷液,没有自蒸发,产生的二次蒸汽量少于并流流程。
③完成液在第一效排出，其温度较高,带走热量较多而且不利于热敏性料液的蒸发。
2
分流加料其特点是溶液不在效间流动。适用于蒸发过程中有结晶析出的情况，或要求得到不同浓度溶液的场合。
错流加料流程中采用 部分并流加料和部分逆流加料,以利用逆流合并流流程各自的优点.一般在末效采用并流，但操作比较复杂.
综上所述，本次选用并流加料流程
3
(二）工艺设计
1.估算各效蒸发量和完成液浓度 总蒸发量：
3。96×104吨/年=3。96×104÷330÷24=5000kg/h
Ｗ＝Ｆ（1—）＝5000×（1—）＝4000kg/h
因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出，可设
Ｗ1: Ｗ2： Ｗ3＝1。0:1.1：1.2 Ｗ＝Ｗ1＋Ｗ2＋Ｗ3＝3.3Ｗ1 解得
Ｗ1＝＝1212 kg/h Ｗ2＝1212×1。1＝1333kg/h Ｗ3＝1212×1.2＝1454kg/h ＝＝＝0。066 ＝＝＝0.102 ＝0。25
2。估算各效溶液的沸点和有效温度差 设各效间压强降相等，则总压强为: ＝＝500—15＝485 kPa 各效间的平均压强差为 ＝＝＝161 kPa
由各效的二次蒸汽压强,从书中查的相应的二次蒸汽温度和比汽化焓列于下表中:
4 效数 1 2 3 参数 二次蒸汽压强，kPa 二次蒸汽温度，℃(即下一效加热蒸汽温度） 339 137.6 178 116。2 15 53。5
二次蒸汽的比汽化焓，kj/kg（即下一效加热蒸2155 2215 2370 汽的比汽化焓） (1)各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失根据各效的二次蒸汽温度（亦即相同压强下水的沸点)和各效完成液的浓度，由NaOH水溶液的杜林线图查的各效溶液的沸点分别为： ＝138.5℃ ＝123。1℃ ＝65.3℃ 则各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失为 ＝—＝138.5-137.6＝0。9℃ ＝—＝123。1—116。2＝6.9℃ ＝-＝65.3—53.5＝11.8℃ 所以
＝0。9＋6.9＋11。8＝19.5℃ (2)各效由于溶液静压强所引起的温度差损失 根据 ＝
得
5
＝339×103＋＝346×103Pa＝346kPa ＝178×103＋＝186×103 Pa＝186kPa ＝15×103＋＝24×103 Pa＝24kPa
根据各效溶液的平均压强,由书中查得对应的饱和温度为：
＝138。3℃ ＝117.6℃ ＝65。0℃
从而得
＝—＝138。3—137.6＝0.7℃ ＝—＝117。6—116.2＝1。4℃ ＝—＝65。0—53.5＝11.5℃
所以
＝＋＋＝0.7＋1。4＋11。5＝13。6℃
（3)由于流体阻力产生压强降所引起的温度差损失 根据经验取
＝＝＝1℃ 所以
＝＋＋＝3℃ (4）各效溶液的沸点和有效总温度差 溶液的沸点
＝＋＝137。6＋0.9＋0。7＋1＝140.2℃
＝＋＝116。2＋6。9＋1.4＋1＝125。5℃ ＝＋＝53。1＋11。8＋11。5＋1＝77。3℃
有效总温度差 ＝
＝（151.7-53。5）—（19.5＋13。6＋3） ＝62.1℃
6
3。加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算 第一效的焓衡量式为： 因沸点进料，故 ＝
＝0。98—0。7×（—）
＝0。98—0。7×(0.066-0。05）＝0.96888 ＝0。96888×＝0.9499 (a）
第二效的焓衡量式为:
＝0。98—0。7×（—）
＝0。98—0.7×(0。102-0.066）＝0.9548
查表得
4。282 kj/（kg·℃） ＝0。9548
＝0.9018＋117。2
＝0。8566＋117.2 (b）
7
第三效的焓衡量式为：
＝0。98—0.7×（-）
＝0。98-0。7×（0.25-0。102)＝0.87
查表得
4。245kj/（kg·℃）
＝0。87
＝0。87（0.9346＋376。3-0。0871-0。0863） ＝0。7435＋329。8-0.0763
＝0.7435×（0。8566＋117.2）＋329。8-0。0763×0。9499
＝0。54＋416。9 （c）
＋＋＝4000 (d）联立（a）、
（b）、（c）、（d)式，解得
＝1462kg/h ＝13kg/h ＝1369kg/h ＝1242kg/h
4。估算蒸发器的传热面积
8
＝1462×2113＝30206 ＝13×2155＝2993295 ＝1369×2215＝3032335
＝151.7-140。2＝11。5℃ ＝137。6—125。5＝12。1℃ ＝116。2—77，3＝38.9℃ ＝＝49。75 ＝＝68。72 ＝＝36。08
误差估算
所以需调整各效的有效温度差 5。重新分配各效的有效温差
＝44。92
9
即
＝12。74℃ ＝18。52℃ ＝31。24℃
6。重复上述计算步骤
(1)由所求得的各效蒸汽量.求各效溶液的浓度。他们分别为: ＝＝0。069
＝＝0.112
（2）计算各效溶液沸点
因末效完成液浓度和二次蒸汽压强不变,各种温度差损失可视为恒定,故末效溶液的沸点不变。则第三效加热蒸汽温度(即第二效二次蒸汽温度）为: ＝77。3+31.24=108。5℃
由第二效的二次蒸汽温度及查杜林线图得第二效溶液的，且由于静压强引起的温差损失及由于流体阻力引起的温差损失可视为不变，故第二效溶液的沸点为：
＝115.4+1。4+1=117.8℃
10
同理
＝125.5+18。52=144。0℃ 由、查杜林线图得第一效溶液的
＝137.5+0。7+1=139。2℃
温差重新分配后各效温度情况如下： 效数 1 参数 加热蒸汽温度，℃ 温度差，℃ 溶液沸点，℃ 蒸汽的比汽化焓，2 136。3 18.5 117.8 3 108.5 31。2 77.3 151.9 12。7 139。2 kj/kg 比热容，KJ(kg·℃） （3）各效的焓恒算 2113 4。318 2159 4.279 2236 ，KJ（kg·℃）＝0。98—0.7×（-）
＝0。98—0。7×(0。069—0.05）=0。9667 ＝
＝0。9667×=0。9667 （a） ＝0。98—0。7×（—）
＝0.98—0。7×(0。112—0.069）=0。9499
11
＝0。9499
＝0.9499（0.9787+183。4—0。0428) ＝0.80+174。2
＝0。8594+174。2 （b）
＝0.98-0。7×（—）
＝0。98—0.7×（0。25—0。112）=0。8834
＝0.8834
＝0。8834（0.9656+335。1-0。0782—0.0775） ＝0。9947+296。0-0。0691
＝0。5735+4。8 （c）
＋＋＝4000 (d)
12
联立（a）、（b）、(c）、（d）得
＝1390kg/h
＝1344kg/h ＝1369kg/h ＝1287kg/h
(4)计算蒸发器的传热面积
＝1390×2113＝2937070 ＝1344×2113＝2839872 ＝1369×2159＝2955671 ＝151。7-139。2＝12。5℃ ＝18。5℃ ＝31。2℃ ＝＝43。5 ＝＝42。6 ＝＝43。9
误差估算
13
误差结果合理 7．计算结果列表 效数 参数 加热蒸汽温度,℃ 1 2 3 冷凝器 151。9 503.23 139.2 136。3 325.68 117.8 108。5 136.57 77.3 53.5 15 操作压强,kPa 溶液沸点,℃
完成液浓度，% 6．9 1344 1390 43。5 11．2 1369 42.6 1425 1287 43.9 蒸发水量，kg/h 生蒸汽量，kg/h 传热面积，
(三）蒸发器主要工艺尺寸的设计计算
1．加热管的选择和管数的初步估计
选用d0=mm规格的无缝钢管，长度为 L=2m 估算管子数 2．循环管的选择
内径的计算公式 整理得
因为和相差不大，所以统一用一种规格的循环管。
m
3．加热室直径和加热管数目的确定
（1）管心距离：
mm
15
(2）计算管数中心线上管数
正三角形：(为奇数） (3)初估加热室内径 （）
m
（4）作图，见第2张草图 4．分离室直径与高度的确定
分离室体积的计算公式
(m
3
/（m·s）
3
m3 m3 m
因为体积最大，所以选择2。394m
由体积确定直径 取 解得
H=1。45m
3
3
D=1.45m
16
5．接管尺寸的确定
流体进出口接管的内径计算公式 蒸发器的主要接管有溶液进出口、冷凝水进出口、加热蒸汽进口与二次蒸汽出口 （1） 溶液进口
第一效
5% NaOH密度为1054 kg/m
＝0。00132m/S
3
m
第二效
＝0.001m/S
3
m
第三效
＝0.0006m/S
3
m
因为第一效管子最大，所以选择0。024m
（2）溶液的出口
第一效
＝0。021m/S
3
m
17
第二效
＝0。0006m/S
3
m
第三效
＝0.000224m/S
3
m
因为第一效管子最大,所以选择0。0206m
（3）冷凝水进出口
第一效
＝0。000386m
3
/S
m
第二效
＝0.000373m3
/S
m
第三效
＝0.000380m3
/S
m
因为第一效管子最大,所以选择0。18
（4）加热蒸汽进口
第一效
＝0.145m
3
/S
m
第二效
＝0。144m3
/S
m
第三效
＝0.214m3
/S
m
因为第三效管子最大,所以选择0。（5)二次蒸汽出口
第一效
＝0.144m3
/S
m
第二效
0181m
0826m
＝0.214m/S
3
m
19
第三效
＝0。491m/S
3
m
因为第三效管子最大，所以选择0。0826m
6．处理数据结果 循环管/mm 加热管/mm 加热室规格/mm 分离室规格/mm 料液进口管/mm 加热蒸汽进口管/mm 冷凝水出口/mm 完成业出口管/mm 二次蒸汽出口管/mm 计算值 内径400 内径1041 内径1450 高1450 内径24 内径82。6 内径18。1 内径20。6 内径82.6 20 取用值 ， ， 备注 （四）设计感想
.。.。。.。。。.。。。。。.
22
