NaOH水溶液三效并流加料蒸发器的设计

化工原理课程设计题目:NaOH水溶液三效并流加料蒸发器的设计学院:化学化工学院专业:_化学工程与工艺学号:姓名:指导教师:2016年11月25日化工原理课程设计任务书一、设计题目NaOH水溶液三效并流加料蒸发器的设计二、设计任务及操作条件1.设计任务生产能力（进料量）：180kt/年操作周期：7200小时/年进料液浓度：10%（质量分率，下同）完成液浓度：≥42%2.操作条件原料液温度为：第一效沸点温度加热蒸汽压力为：500KPa（绝压），冷凝器压力为：15KPa（绝压）各效蒸发器的总传热系数为：K1=1500W/(m2·℃),K2=1000W/(m2·℃),K3=600W/(m2·℃)各效蒸发器中料液液面高度为：1.5m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3.设备型式：中央循环管式蒸发器4.厂址：新疆吐鲁番地区三、设计内容1.设计 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 的选择及流程说明2.蒸发器的工艺计算：确定蒸发器的面积3.蒸发器的主要结构尺寸设计4.辅助设备选型与计算，包括汽液分离器及蒸汽冷凝器等5.设计结果汇总6.绘制NaOH水溶液三效并流加料蒸发器的流程图及蒸发器设备条件图7.对本设计进行评述目录I目录摘要..............................................................................................................................11设计方案简介..........................................................................................................11.1设计方案论证............................................................................................11.2蒸发器简介................................................................................................22设计任务..................................................................................................................42.1估算各效蒸发量和完成液浓度................................................................42.2估算各效溶液的沸点和有效总温度差....................................................52.2.1各效由于溶液沸点而引起的温度差损失....................................62.2.2由于液柱静压力而引起的沸点升高（温度差损失）................72.2.3由流动阻力而引起的温度差损失................................................82.2.4各效料液的温度和有效总温差....................................................82.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算........................................82.4蒸发器传热面积的估算..........................................................................102.5有效温差的再分配....................................................................................112.6重复上述计算步骤..................................................................................122.6.1计算各效料液浓度......................................................................122.6.2计算各效料液的温度..................................................................122.6.3各效的热量衡算..........................................................................132.6.4蒸发器传热面积的计算..............................................................142.7计算结果列表..........................................................................................153蒸发器的主要结构尺寸的计算............................................................................163.1加热管的选择和管数的初步估算..........................................................163.2循环管的选择..........................................................................................163.3加热室直径及加热管数目的确定..........................................................163.4分离室直径和高度的确定......................................................................173.5接管尺寸的确定......................................................................................183.5.1热蒸汽进口和二次蒸气出口........................................................183.5.2溶液的进出口................................................................................183.5.3加热蒸汽进口与二次蒸气出口....................................................193.5.4冷凝水出口....................................................................................194蒸发装置的辅助设备的选用计算........................................................................20目录II4.1气液分离器..............................................................................................204.1.1除沫器的选择..............................................................................204.1.2分离器的选型..............................................................................204.2蒸汽冷凝器的选型设计..........................................................................214.2.1冷凝器类型选择..........................................................................214.2.2蒸汽冷凝器的选型......................................................................214.3封头的计算..............................................................................................244.4泵的选择..................................................................................................245主要设备强度计算及校核....................................................................................246设计结果汇总........................................................................................................266.1多效蒸发的工艺计算.................................................................................266.2蒸发器及辅助设备的结构尺寸设计.........................................................267装置流程图及蒸发器设备条件图.........................................................................297.1三效并流加料蒸发装置流程图..............................................................297.2蒸发器设备条件图..................................................................................298评述........................................................................................................................298.1可靠性 分析 定性数据统计分析pdf销售业绩分析模板建筑结构震害分析销售进度分析表京东商城竞争战略分析 ..............................................................................................308.2个人感想..................................................................................................30参考文献....................................................................................................................30化学化工学院课程设计1氢氧化钠三效并流加料蒸发器的设计XX摘要：本设计书对氢氧化钠溶液三效并流加料蒸发器设备的设计做了详细的叙述，主要包括工艺计算，辅助设备计算，工艺流程图和蒸发器设备的附图。本设计采用中央循环管式蒸发器，采取长度2m的加热管，通过对蒸发器的计算，的加热室直径为2.47m，加热管数目为939根。通过对流体力学的计算，验算，证明各指标数据均符合标准。同时对蒸发器的辅助设备进行了选型计算。关键词：氢氧化钠，并流，中央循环管式蒸发器，三效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。(1)逆流加料流程逆流加料的三效蒸发流程。溶液的流向与蒸汽的流向相反。其优点是：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，使各效的传热系数差别也不大，这种流程适用于黏度随浓度和温度变化较大的溶液的蒸发。其缺点如下。①溶液在效间是从低压流向高压，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(习惯上也称平流加料)流程分流加料流程，料液平行加入各效，完成液由各效分别排出。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。(3)错流加料流程在流程中采用部分并流加料和部分逆流加料，在末几效采用并流加料。但操作比较复杂。平流加料蒸发流程以利用逆流和并流流程各自的长处。一般采用哪一种蒸发操作流程，应根据所处理溶液的具体特性及操作要求来选定。(4)并流流程也称顺流加料流程（如图3），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，可省去输料化学化工学院课程设计2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。对于并流流程，后效温度低、组成高，料液的黏度逐效增加，传热系数逐效下降，并导致有效温差在各效间的分配不均。因此，本流程只适用于处理黏度不大的料液。《化工物性算图手册》[1]第163页氢氧化钠水溶液的粘度（如图1）可知，NaOH溶液的黏度不大，所以图1氢氧化钠水溶液的黏度图适用本流程。在蒸发操作中，为保证传热的正常进行，根据经验，对于沸点升高较大的电解质溶液可采用3～5效，由《化工物性算图手册》[1]第302页氢氧化钠水溶液的沸点（如图2）可知，NaOH溶液沸点升高较大，所以本次设计取3效。图2氢氧化钠水溶液的沸点图化学化工学院课程设计31.2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4）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。并流加料三效蒸发的物料衡算和热量衡算的示意图如图所示。图3并流加料流程图化学化工学院课程设计4图4中央循环管式蒸发器2设计任务2.1估算各效蒸发量和完成液浓度总蒸发量301xxFWF—原料液流量，kg/h；W—单位时间内蒸发的水分量，即蒸发量kg/h；0x—原料液的质量分数；3x—完成液质量分数；Fh7200kt180得：F25000kg/h故：20000)5.01.01(25000130xxFWkg/h化学化工学院课程设计5因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出，可设2.1:1.1:0.1::321WWW13213.3WWWWW6.60603.3200001Wkg/h7.66666.60601.12Wkg/h7.72726.60602.13Wkg/h13.06.6060250001.025000101WFFxx2.07.66666.6060250001.0250002102WWFFxx50.03x2.2估算各效溶液的沸点和有效总温度差（绝压）kPaP5001（绝压）kPaPk15'设各效间压力降相等，则总压力差为48515500'1KPPPkPa各效间的平均压力差为7.16134853PPikPa由各效的压力差可求得各效蒸发室的压力，即3.3387.1615001'1iPPPkPa6.1767.1613.338'1'2iPPPkPa15''3kPPkPa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不超过168℃。根据安托尼公式02.22746.165707406.7lgTP(0℃≤T≤168℃)得：℃67.137'1T℃35.116'2T℃5.53'3T化学化工学院课程设计6表1各效二次蒸汽物化数据表效数ⅠⅡⅢ二次蒸气压力ip，kPa338.3176.615二次蒸气温度iT，℃（即下一效加热蒸汽的温度）137.7116.453.5二次蒸气的气化潜热ir，kJ/kg(即下一效加热蒸汽的气化潜热)2158.22217.62370.02.2.1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《化工原理（上册）》[2]第311页NaOH水溶液的杜林线图可查得各效溶液的沸点tAi分别为图5NaOH水溶液的杜林线图tA1146℃tA2124.4℃化学化工学院课程设计7tA389℃则各效由于溶液蒸气压下降所引起的温度差损失1.97.1378.146'111TtA℃0.84.1164.124'222TtA℃5.355.5389'333TtA℃所以6.525.350.81.9ΔΔΔ'3'2'1oC2.2.2由于液柱静压力而引起的沸点升高（温度差损失）查《化学化工物性数据手册》[3]得各效温度、浓度下的NaOH密度，为简便计，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，1ρ1170kg/m3，2ρ1240kg/m3，3ρ1504kg/m3。液面高度为1.5m则根据流体静力学方程，液层的平均压力为2'gLppm所以9.3461025.181.911703.33820003111gLPpmkPa7.1851025.181.912406.17620003222gLPpmkPa1.261025.181.915041520003333gLPpmkPa根据安托尼方程可计算得1mpT138.6℃，2mpT117.9℃，3mpT66.0℃所以9.07.1376.138111TTmP℃5.14.1169.117222TTmP℃5.125.530.66333TTmP℃化学化工学院课程设计8℃9.145.125.19.0ΔΔΔ''3''2''1''2.2.3由流动阻力而引起的温度差损失取经验值1oC，即o1231C，则o3C故蒸发装置的总的温度差损失为5.7039.146.52℃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ip及温度差损失i，即可由下式估算各效料液的温度it，iiiTt'0.1119.01.91111℃5.1015.10.82222℃0.4915.125.353333℃各效料液的温度为7.1480.117.137111Tt℃9.1265.104.116222Tt℃5.102495.53333Tt℃有效总温度差'KsTTt由手册可查得500kPa饱和蒸汽的温度为151.7℃、汽化潜热为2113.2kJ/kg，所以7.275.705.537.151'KsTTt℃2.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算第Ⅰ效的热量衡算式为化学化工学院课程设计9'110'11111rttFcrrDWpoh00000c)0(cttpph0由《化工原理（上册）》[2]第314页NaOH水溶液的焓浓图可查的，r0即500KPa时的汽化潜热图6NaOH水溶液焓浓图解得p0C3.82对于沸点进料，0t1t，考虑到NaOH溶液浓缩热的影响，热利用系数计算式为10.980.7ix式中ix为第i效蒸发器中料液溶质质量分数的变化。959.01.013.07.098.07.098.011x所以11'11111939.02.21582.2113959.0DDrrDW(a)化学化工学院课程设计10第Ⅱ效的热量衡算式为'2211'22122rttcWFcrrWWpwpo931.013.020.07.098.07.098.022x0321.8748677.06.22179.1267.148187.482.3250006.22172.2128931.01112WWWW(b)对于第Ⅲ效，同理可得'33221'33233rttcWcWFcrrWWpwpwpo77.02.05.07.098.07.098.033x23705.1029.126187.4187.482.32500023706.221777.02123WWWW4105.7570332.06873.012WW(c)又20000321WWW(d)联解式(a)至式(d)，可得09.73121Wkg/h73.72182Wkg/h18.54693Wkg/h1.77871Dkg/h2.4蒸发器传热面积的估算iiiitKQS7.45710273600/102.21131.77873111rDQW9.48.1467.151111tTt℃化学化工学院课程设计119.6219.415007.45710271111tKQSm2WrWQ96.43835973600/102.215809.73123'1123.134.1247.1372'1222tTtTt℃6.3293.13100096.43835972222tKQSm2WrWQ7.44467373600/106.221773.72183'2234.27894.1163'2333tTtTt℃5.2704.276007.44467373333tKQSm2式中：S—蒸发器的传热面积，m2K—各效基于外面积的总传热系数W/(m2·℃)tm—平均温度差℃Q—蒸发器的热负荷，即蒸发器的传热速率W误差为57.09.6215.27011maxminSS，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5.3254.273.139.44.275.2703.136.3299.49.621332211ittStStSSm2重新分配有效温度差得，36.99.4325.5621.9tSSt11'1℃47.133.13325.5329.6tSSt22'2℃77.224.72325.5270.5tSSt33'3℃化学化工学院课程设计122.6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14.009.7312250001.025000101WFFxx24.073.721809.7312250001.0250002102WWFFxx5.05469.18-7218.73-7312.09-250000.1×2500032103WWWFFxx2.6.2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102.5℃，即t3=102.5℃则第Ⅲ效加热蒸汽的温度（也即第Ⅱ效二次蒸气温度）为27.12577.225.102'3323ttTT℃由第Ⅱ效二次蒸气的温度27.1252T℃及第Ⅱ效料液的浓度23.02x查杜林线图得第Ⅱ效溶液的沸点为5.1322At℃。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1350.15.15.1322222Att℃同理47.14847.131352212ttTT℃由47.1481T℃及第Ⅰ效料液的浓度14.01x查杜林线图，得第Ⅰ效溶液的沸点为152℃。则第Ⅰ效料液的温度为9.15319.01521111Att℃第一效料液的温度也可由下式计算94.14336.93.153111tTt℃化学化工学院课程设计13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5.70t℃温度差重新分配后各效温度情况列于下表：表2温差重分配后各效温度表效次ⅠⅡⅢ加热蒸汽温度，℃4.1631T47.1481T27.1252T有效温度差，℃36.91t47.132t77.223t料液温度（沸点），℃9.1531t1352t5.1023t2.6.3各效的热量衡算47.14821TT℃5.21241rkg/h27.12532TT℃8.21912rkg/h7.533T℃5.23691rkg/h第Ⅰ效959.01.014.07.098.07.098.011x11'111119539.05.21242.2113959.0DDrrDW第Ⅱ效'2211'22122rttcWFcrrWWpwpo91.014.024.07.098.07.098.022x39.749858.08.21911359.153187.482.3250008.21915.212491.01112WWWW第Ⅲ效化学化工学院课程设计14'33221'33233rttcWcWFcrrWWpwpwpo791.023.05.07.098.07.098.033x5.23695.102135187.4187.482.3250005.23698.2191791.02123WWWW111.10360454.06863.012WW又20000321WWW联立解得725.73181Wkg/h966.71022Wkg/h606.55783Wkg/h424.76721Dkg/h与第一次计算结果比较，其相对误差为0001.0966.731809.73121016.073.7218966.7102102.0606.557818.54691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888.45037123600/102.2113424.76723111rDQW36.91t℃化学化工学院课程设计15777.3201111tKQSm243151493600/105.212409.73123'112rWQW47.132t℃353.3202222tKQSm243245223600/108.2191966.71023'223rWQW77.223t℃537.3163333tKQSm2误差为05.0013.0777.320537.31611maxminSS，迭代计算结果合理，取平均传热面积222.319Sm2。2.7计算结果列表表3计算结果列表效数ⅠⅡⅢ冷凝器加热蒸汽温度o,CiT163.4148.47125.2753.5操作压力,kPaiP338.3176.61515溶液温度（沸点）o,Cit153.9135102.5完成液浓度,%ix142450蒸发量,kg/hiW7318.7257102.9665578.606蒸汽消耗量,kg/hD7672.424传热面积2,miS319.222319.222319.222化学化工学院课程设计163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蒸发器的加热管通常选用25mm×2.5mm、38mm×2.5mm、57mm×3.5mm等几种规格的无缝钢管。此次设计选用加热管型号为57mm×3.5mm。此次设计选用加热管长度为2m。所需管子数n)1.0(0LdS式中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，mL—加热管长度，m,取L2m,d057mm9395.938)1.02(057.014.3222.319n根3.2循环管的选择由《化工单元操作课程设计》[4]第92页可知，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65%。则循环管的总截面积为221d4πn65.04πD解得：1236mm3.5×2-57×939×65.0d65.0i）（inD3.3加热室直径及加热管数目的确定加热管在管板上的排列方式有正三角形、正方形、同心圆等。管心距t为相邻两管中心线之间的距离，t一般为加热管外径的1.25-1.5倍，目前，在换热器设计中管心距已标准化，管子规格定后则管心距为定值。不同尺寸加热管的管心距如下表化学化工学院课程设计17表4不同加热管尺寸的管心距加热管外径di/mm19253857管心距t/mm25324870则在本次设计中管心距t70mm按正三角形排列，先计算管束中心线上管数349391.11.1cnn根然后根据下式初步计算加热室内径0id2－1)(cntD式中0'd)5.1~0.1(d，取0'd4.1d所以：Di70×(134)57×1.4×22470mm,取Di2470mm所以加热室的规格选取为2620mm×20mm3.4分离室直径和高度的确定分类室的体积计算VUW3600式中：V—分离室体积，m3W—某效蒸发的二次蒸汽流量，kg/hρ—某效蒸发的二次蒸汽密度，kg/m3U—蒸发器体积强度，m3/(m3·s)一般允许值为1.1~1.5m3/(m3·s)在此，W取较大者，取WW17318.725kg/h，ρ0.1240kg/m3U1.2m3/(m3·s)。所以VρU3600W=1.2×0.1240×3600725.731813.66m3分离室高度H与直径D的关系：化学化工学院课程设计18V4D2H,在利用此关系确定高度和直径时应考虑如下原则。①分离室的高度与直径之比DH1~2②在允许的条件下，分离室直径应尽量与加热室相同，这样可使结构简单，加工制造方便。③高度和直径均应满足施工现场的安装要求。故选DDi2470mm求出H2854mm3.5接管尺寸的确定3.5.1热蒸汽进口，二次蒸气出口，其中Vs为流体的体积流量流体进出口的内径按duVs4计算因为第一效的流量最大，所以取其为计算量式中：VS—流体的体积流量，m3/su—流体的适宜流速，m/s表5流体的适宜流速表强制流动的液体（m/s-1）自然流动的液体（m/s-1）饱和蒸汽（m/s-1）空气及其他气体（m/s-1）0.8~150.08~0.1520~3015~203.5.2溶液的进出口对于并流加料的三效蒸发，第I效溶液的流量最大，若各效设备采用统一尺寸，应根据第I效溶液流量来确定接管。溶液的适宜流速按强制流速考虑，取流体流速为2.5m/s。故：Vs0056.03600×124025000ρFm3/s化学化工学院课程设计19'1duVs442.532.5×3.140.0056×4mm所以选取规格63.5mm×4.0mm标准管此时'u=32.2)4)10×25.63((14.30.0056×4πu423-SVm/s在流速范围内，计算合理。3.5.3加热蒸汽进口与二次蒸气出口若各效尺寸一致，则二次蒸气体积流量应取各效中较大者。第III效体积流量最大，取流体的流速为25m/s，故VS376.170.1170×3600725.7318ρ11Wm3/sD094125×3.1417.376×4πu4'2SVdmm所以选取规格为1020mm×14mm的标准管此时'u49.22)10×14)×2-3.14((102017.376×4πd423-22SVm/s在所取的范围流速内，计算合理。3.5.4冷凝水出口接管直径应由各效加热蒸汽消耗量较大者确定。流体的适宜流速按自然流动考虑，u0.08~0.15m/s,取流体的流速为0.12m/s。故VS10018.01170×3600424.7672ρ11Dm3/s2.1380.12×3.140.0018×4πu41'31SVdmmVS200164.01240×3600725.7318ρ21Wm3/s9.1310.12×3.140.00164×4πu42'32SVdmm化学化工学院课程设计20VS300131.01504×3600966.7102ρ32Wm3/s9.1170.12×14.30.00131×4πu43'33SVdmm即2.138'3dmm所以选取规格为152mm×4.5mm此时01154.010×4.5×2-152×3.140.0018×4πd423-23'SVum/s在流速范围内，计算合理。4蒸发装置的辅助设备的选用计算4.1气液分离器4.1.1除沫器的选择本设计采用的是惯性式除沫器，其主要作用是为了防止损失有用的产品或防止污染冷凝液体表6惯性式除沫器性能参数如表捕捉雾滴的直径压力降分离效率气速范围>50μm196～588KPa85～90％常压12～25m/s减压>25m/s4.1.2分离器的选型由D0D1D1：D2：D3：=1：1.5：2.0H=D3H=（0.4～0.5）D1其中D0－二次蒸汽的管径，mD1－除沫器内管的直径，mD2－除沫器外管的直径，mD3－除沫器外壳的直径，mH－除沫器的总高度，mh－除沫器的内管顶部与器顶的距离，m由二次蒸汽的出口接管尺寸得化学化工学院课程设计21D1D0941mmD21.5D11411.5mmD32.0D11882mmHD31882mmh0.5D1470.5mm4.2蒸汽冷凝器的选型设计4.2.1冷凝器类型选择本次设计水汽量较大，故选用接触面积较大的多孔板式蒸汽冷凝器。表7多层孔板式蒸汽冷凝器性能参数表水气接触压强塔径范围结构与要求水量面积大1067～2000Pa大小均可较简单较大4.2.2蒸汽冷凝器的选型1.冷却水量的确定VLXWV式中：VL—冷却水量，kg/hWV—进入冷却器二次蒸汽的量，kg/h利用《化工单元操作课程设计》[4]第98页图4-13所示的多孔板冷凝器的性能曲线得15kPa的进口蒸汽压力，冷却水进口温度20℃,1m3冷却水可冷却蒸汽量为X53kg，得VL26.10553606.5578m3/h与实际数据比，VL偏小，则设计时取VL(1.2~1.5)XWV得58.13153606.5578×25.125.1'XWVVLm3/h2.冷凝器的直径取二次蒸汽的流速u=20m/s化学化工学院课程设计22则D8101504.02014.33600/606.557844vWmm所以冷凝器选取920mm×10mm3.淋水板的设计（1）淋水板数当D﹤500mm时,取淋水板4-6块，当D500mm，取7-9块。在此D810mm500mm,取淋水板数为9块。淋水孔采用正三角形排列。（2）淋水板的间距当取9块板时Ln+1（0.6~0.7）LnL末≥0.15m淋水板间距以公式Ln+1=0.7Ln计算，取L末0.15m即L80.15m.依次计算出：21.07.015.07.087LLm30.07.021.07.076LLm43.07.03.07.065LLm61.07.043.07.054LLm87.07.061.07.043LLm24.17.087.07,032LLm77.17.024.17.021LLm53.27.077.17.010LLm（3）弓型淋水板的宽度最上面一块：'B=（0.8~0.91）D648810×8.08.0'DBmm化学化工学院课程设计23其他各块淋水板：505.0DB45550810×5.0505.0DBmm（4）淋水板堰高当﹤500D时，h40mm；当500D时，取h50-70mm在此取h70mm（5）淋水板孔径冷却水循环使用，取10mm（6）淋水板孔数淋水孔流速u0gh2其中η—淋水孔的阻力系数，η0.95～0.98—水孔收缩系数，0.80～0.82h—淋水板堰高,m取η0.950.81计算得90.00.07×9.81×20.81×95.02u0ghm/s淋水孔数n=5180.90×0.01×414.3360058.13143600202udVL个考虑到长期操作时易造成孔的堵塞，取最上层孔数为1.15n个，其它各板孔数应加大5%，即1.05n个.即最上次孔数：1.15n596个最下层孔数：1.05n544个4.3封头的计算（1）顶部封头由《化工设备课程设计指导》[5]第21页可知，中低压化工设备上经常使用的封头（或顶盖）大多为标准的椭圆形封头。由《化工设备机械基础》[6]第214页可知，标准椭圆形封头的曲面深度化学化工学院课程设计24h5.617424704iDmm封头的直边高度h0与封头公称直径相关。当封头的公称直径DN≤2000mm时h025mm在此DN﹥2000mm所以h0取40mm（2）底部封头由《化工设备机械基础》[6]第217页可知，锥形封头广泛用于立式容器底部以便于卸除物料。为解决边界应力，最好的办法是在圆柱形壳体与锥形壳体之间加上一个过渡圆弧，这就是带直边和折边的锥形封头。折边半径r不能小于0.1Di，则取r0.1Di0.1×2470247mm直边高度h040mm半锥角最大可取60º则取α50º4.4泵的选择(1)真空泵真空度为0.7atm,真空泵排气量V=Va+Vb+Vc+Vd+Ve式中：Va—真空系统渗透空气量;Vb—蒸发过程中料液释放的不凝性气体量,常可以忽略;Vc—每小时冷却水能释放的空气量;Vd—蒸发过程中流体的饱和蒸汽压的当量值;Ve—不凝性气体机械夹带的生蒸汽量,常忽略;Va0.45m3/h；Vb0Vc2.5×10-2VL2.5×10-2×131.583.29m3/hVdA(Va+Vb+Vc）1.01×(0.45+0+3.29)3.78m3/hVe0VVa+Vb+Vc+Vd+Ve(0.45+0+3.29+3.78+0)7.52m3/h根据排气量和所抽气体基本上是空气的前提条件,选用水环式真空泵SZB-4系列化学化工学院课程设计25表8真空泵条件表功率极限真空度材料最大吸气量1.5KW14.7kPaA3钢0.33m3/h(2)离心泵37.21117025000ρqFm3/h查IS型单级单吸离心泵性能表：选型号：IS80—50—160流量：25m3/h扬程50m转数：2900r/min轴功率：3.35Kw电机功率：5.5Kw效率65%必须汽蚀余量：2.0m5主要设备强度计算及校核筒体厚度计算公式，设计厚度：PPDi2d］［2公式中：P—设计压力—焊接系数Di—筒体内经2］［—材料的许用应力，MPa压力试验选用水压试验，公式为：seeTP9.02］D［i公式中：e—容器的有效厚度—圆筒焊接系数TP—实验时容器承受压力s—设计温度下屈服极限分离室壳体选用Q235-B钢，查表的设计温度下113］［tMPa235sMPaP1.1PW1.1×500KPa55.0MPa计算厚度：52.70.55-0.85×113×22620×55.0mm化学化工学院课程设计26设计厚度：52.8152.752.72dCmm名义厚度：32.1018.0ndmm校核有效厚度：52.921eCCnmm水压试验强度：PT0.6875P×25.1MPa7.11185052929.52］2620［6875.02］［ee.×.×DPiTTMPa521123590﹤.×.MPa所以符合强度封头选用标准椭圆型封头,则厚度2.115.0］［221tdCCPPDimm﹤20mm符合强度要求，为焊接方便，取封头厚度与筒体厚度相等6设计结果汇总6.1多效蒸发的工艺计算表9多效蒸发的工艺计算效数ⅠⅡⅢ冷凝器加热蒸汽温度Ti/℃163.4148.47125.2753.5操作压力'pi/kPa338.3176.61515溶液温度（沸点）ti/℃153.9135102.5完成液浓度xi/％142450蒸发量Wi/kg·h-17318.7257102.9665578.606蒸汽消耗量D/kg·h-17672.424传热面积Si/m2319.222319.222319.2226.2蒸发器及辅助设备的结构尺寸设计化学化工学院课程设计27表10蒸发器及辅助设备的结构尺寸设计蒸发器加热管长度3.0m加热管管径57mm×3.5mm循环管管径1236mm×14mm加热室内径2470mm×20mm加热管数目939分离室直径2470mm分离室高度2854mm接管溶液进出口管63.5mm×4.0mm加热蒸汽与二次蒸汽进出口管径941mm×14mm冷凝水出口管139mm×4.5mm气液分离器二次蒸汽的管径941mm除沫器内管的直径941mm除沫器外罩管的直径1411.5mm除沫器外壳直径1882mm除沫器的总高度1882mm除沫器的内管顶部与器顶的距离470.5mm蒸汽冷凝器冷凝器类型多孔板式蒸汽冷凝器冷却水量131.58m3/h冷凝器的直径810mm淋水板数9淋水板间距L11.77m淋水板间距L21.24m淋水板间距L30.87m化学化工学院课程设计28蒸汽冷凝器淋水板间距L40.61m淋水板间距L50.43m淋水板间距L60.30m淋水板间距L70.21m淋水板间距L80.15m弓形淋水板的宽度648mm/455mm淋水板堰高70mm淋水板孔径10mm最上层板的实际淋水孔数596其他各板的实际淋水孔数544封头曲面深度617.5mm顶部直边高度40mm底部直边高度40mm折边半径247mm半锥角50º化学化工学院课程设计297装置流程图及蒸发器设备条件图7.1三效并流加料蒸发装置流程图图5三效并流加料蒸发装置流程图7.2蒸发器设备条件图图6蒸发器设备条件图化学化工学院课程设计308评述8.1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