anoh水溶液三效并流加料蒸发装置的设计化工原理课程设计--毕业设计

NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的设计设计单位：设计者：设计日期： 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 2.5104吨/年NaOH水溶液2.设备形式 蒸发器3.操作条件a NaOH水溶液的原料液浓度为10%(wt) ，温度为35，用预热器加热至第一效沸点温度，再送进蒸发器；完成液浓度为40%(wt)。b 加热蒸汽压强为500kPa（绝压），末效为真空，压力为15.5kPa（绝压）。c 各效传热系数分别为：K1=3000 W/(m2)K2=1500 W/(m2)K3= 750W/(m2)d 各效蒸发器中的液面高度：1.5-2.5m。e 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。f 每年按330天计，每天24小时连续运行。三、 设计项目1. 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。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. 主要辅助设备选型，包括预热器、汽液分离器及蒸汽冷凝器。5. 绘制NaOH水溶液三效并流加料蒸发装置的流程图及蒸发器总装配图。目录1. 概述 1 1.1蒸发操作的特点 1 1.2蒸发设备及蒸发器 5 1.3三效蒸发工艺流程 102. 工艺计算及主体结构计算 11 2.1三效蒸发工艺计算 11 2.1.1三效蒸发器设计流程 11 2.1.2设计计算 132.2蒸发器主要结构计算 233. 蒸发装置辅助设备选型 304. 探索使用Aspen Plus设计蒸发器方法335. 后记 351、概述1.1蒸发操作的特点蒸发是将非挥发性物质的稀溶液加热沸腾，使溶剂气话，溶液浓缩得到浓溶液的过程。1.1.1蒸发的基本流程蒸发过程的两个必要组成部分是加热溶剂使水蒸气汽化和不断除去汽化的水蒸气，前一部分在蒸发器内进行，后一部分在冷凝器完成。蒸发器实质上是一个换热器，由加热室和分离室两部分组成，加热室通常用饱和水蒸气加热，从溶液中蒸发出来的水蒸气在分离室分离后从蒸发器引出，为了防止液滴随蒸汽带出，一般在蒸发器顶部设有气液分离用的除沫装置从蒸发器蒸出的蒸汽称为二次蒸汽，在多效蒸发中，二次蒸汽用于下一效的物料加热。冷却水从冷凝器顶加入，与上升的蒸汽接触，将它冷凝成水从下部排出，不凝气体从顶部排出。通常不凝气体来源有两个方面，料液中溶解的空气和系统减压操作时从周围环境中漏入的空气。料液在蒸发器中蒸浓达到要求后称为完成液，从蒸发器底部放出，是蒸发操作的产品。1.1.2蒸发的操作方法根据各种物料的特性和工艺要求，蒸发过程可以采用不同的操作条件和方法。常压蒸发和减压蒸发根据操作压力不同，蒸发过程可以分为常压蒸发和减压蒸发，常压蒸发是指冷凝器和蒸发器溶液侧的操作压力为大气压或略高于大气压，此时系统中的不凝气依靠本身的压力从冷凝器排出。减压蒸发冷凝器和蒸发器溶液侧的操作压力低于大气压，此时系统中的不凝气需用真空泵抽出。减压蒸发较常压蒸发具有如下优点：在加热蒸汽压强相同的情况下，减压蒸发时溶液的沸点低，传热温差可以增大，当传热量一定时，蒸发器的传热面积可以相应地减小；可以蒸发不耐高温的溶液；可以利用低压蒸汽或废气作为加热剂；操作温度低，损失于外界的热量也相应地减小。但是，减压蒸发也有一定的缺点，这主要是由于溶液沸点降低，黏度增大，导致总的传热系数下降，同时还要有减压装置。单效蒸发和多效蒸发根据二次蒸汽是否用来作为另一蒸发器的加热蒸汽，蒸发过程分为单效蒸发和多效蒸发。单效蒸发中加热蒸汽在冷凝器中用水冷却排出。多效蒸发中，第一个蒸发器蒸出的二次蒸汽用作第二个蒸发器的加热蒸汽，第二个蒸发器蒸出的二次蒸汽用作第三个蒸发器的加热蒸汽，以此类推，串联蒸发器的个数称为效数。多效蒸发的经济性 多效蒸发时，除末效外，各效的二次蒸汽都作为下一效蒸发器的加热蒸汽加以利用，因而和单效相比，相同的生蒸汽量D可蒸发更多的水量W，亦即提高了生蒸汽的经济性W/D。如前所述，在若干假定条件下，单效时的W/D约为1。同理，双效时约为2，三效时约为3，等等。考虑实际情况，根据经验，不同效数时生蒸汽的经济性大致如下表：表1-1 生蒸汽经济性W/D的经验值效数单效双效三效四效五效W/D0.911.752.53.333.70正由于多效蒸发时生蒸汽的经济性较高，所以在蒸发大量水分时广泛采用多效蒸发。但上表也说明，当效数增加时，W/D值虽然增加，但并不和效数成正比。多效蒸发的代价首先，多效蒸发时需要多个蒸发器，为便于制造和维修，各蒸发器的传热面积常相同，此时，多效蒸发的设备费近似和效数成正比。因此，多效蒸发时生蒸汽经济性的提高是以设备费为代价的。其次，当生蒸汽的压力（温度）和冷凝器的压力（温度）给定时，不论单效或多效蒸发，其理论传热温度差均为tr=T-T 。这里，T和T分别为加热蒸汽和冷凝器处二次蒸汽的温度。换句话说，理论传热温差与效数无关，多效蒸发只是将上述传热温度差按某种规律分配至各效。而且，多效蒸发的每一效都存在沸点上升或传热温度差损失，因而各效有效传热温度差之和总有效传热温度差必然小于单效时的有效传热温度差，结果导致多效时的生产能力小于单效。间歇蒸发和连续蒸发间歇蒸发有两种操作方法：一次进料，一次出料连续进料，一次出料工业上大规模的生产过程通常采用的是连续蒸发。1.1.3蒸发器的生产强度与蒸汽的经济性 （一）蒸发器的生产能力与生产强度1、蒸发器的生产能力蒸发器的生产能力可用单位时间内蒸发的水分量来表示。由于蒸发水分量取决于传热量的大小，因此其生产能力也可表示为 蒸发器的生产能力，kg/h；蒸发器的传热速率，kJ/h；操作压力下二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg；2、蒸发器的生产强度蒸发器的生产强度简称蒸发强度，是指单位时间单位传热面积上所蒸发的水量，kg/(m2h) 若为沸点进料，且不计热损失，根据，则 由上式可知，若蒸发操作的压力一定，则二次蒸气的汽化热r也可视为常数，因此，欲提高蒸发器的生产强度，主要途径是提高总传热系数K和传热温度差tm（Tt1）。前者，上面已述。提高传热温度差的方法: 采用真空蒸发或选用高温热源，如高温导热油、熔盐或用电加热等。3、提高蒸发强度的途径（1） 提高传热温度差提高传热温度差可提高热源的温度或降低溶液的沸点等角度考虑，工程上通常采用真空蒸发或高温热源来实现。（2）提高总传热系数蒸发器的总传热系数主要取决于溶液的性质、沸腾状况、操作条件以及蒸发器的结构等。这些已在前面论述，因此，合理设计蒸发器以实现良好的溶液循环流动，及时排除加热室中不凝性气体，定期清洗蒸发器（加热室内管），均是提高和保持蒸发器在高强度下操作的重要措施。（二）加热蒸汽的经济性蒸发过程是一个能耗较大的单元操作，通常把能耗也作为评价其优劣的另一个重要评价指标，或称为加热蒸汽的经济性，它的定义为1kg蒸汽可蒸发的水分量，即：提高加热蒸汽的蒸汽性通常可以选择多效蒸发。（三）提高加热蒸汽经济程度的其他措施多效蒸发可以提高加热蒸汽的经济程度，除此之外，还可以采用以下措施来提高生蒸汽的经济程度。1.二次蒸汽的部分利用 （额外蒸汽的引出）在单效蒸发中，若能将二次蒸汽引出一部分，作为其他设备热源加以利用（如用来预热原料液），则对蒸发装置来说，能量消耗已降至最低限度，只是将加热蒸汽转变为温度较低的二次蒸汽而已。同理，对多效蒸发，如果将末效蒸发器的二次蒸汽有效的利用，也可大大提高加热蒸汽的利用率。2.冷凝水显热的利用蒸发装置消耗大量蒸汽必随之产生数量可观的冷凝水。此冷凝液排出加热室外可用以预热料液，也可像图7-19所示将冷凝水减压，减压至下一效加热室的压力。使之用过热产生自蒸发现象。汽化的蒸汽可与二次蒸汽一并进出入后一效的加热室，于是，冷凝水的显热得以部分地回收利用。3.二次蒸汽的再压缩（热泵蒸发）在单效蒸发中，二次蒸汽在冷凝器中冷凝除去，蒸汽的潜热即完全除去，很不经济。考虑此二次蒸汽通过热泵（即压缩机）绝热压缩，使其，然后再送回原来的蒸发器中作为加热蒸汽，则其潜热可得到反复利用。但是，要达到较好的经济效益，压缩功的压缩比不能太大，即二次蒸汽的压力和温度需提高的愈多，压缩比愈大，愈不经济。这样，二次蒸汽的温升不可能高，传热推动力不可能大，而所需的传热面积则必然较大。对于沸点升高大的溶液的蒸发，热泵蒸发器的经济程度大为降低。由此可知，热泵蒸发量不适用沸点上升比较大的情况。此外，压缩机的投资费用较大，需要维修保养，这些缺点也在一定程度上限制了它的使用。1.2蒸发设备蒸发设备中包括蒸发器和辅助设备1.2.1蒸发器的型式与结构 蒸发器主要由加热室和分离室组成。加热室有多种多样的形式，以适应各种生产工艺的不同要求。按照溶液在加热室中的运动的情况，可将蒸发器分为循环型和单程型（不循环）两类。（一）循环型蒸发器特点：溶液在蒸发器中循环流动，因而可以提高传热效果。由于引起循环运动的原因不同。有分为自然循环型和强制循环型两类。自然循环：由于溶液受热程度不同产生密度差引起强制循环：用泵迫使溶液沿一定方向流动图5-2中央循环管式蒸发器1.中央循环管式蒸发器中央循环管式蒸发器为最常见的蒸发器，其结构如图5-2所示，它主要由加热室、蒸发室、中央循环管和除沫器组成。蒸发器的加热器由垂直管束构成，管束中央有一根直径较大的管子，称为中央循环管，其截面积一般为管束总截面积的40%100%。当加热蒸汽（介质）在管间冷凝放热时，由于加热管束内单位体积溶液的受热面积远大于中央循环管内溶液的受热面积，因此，管束中溶液的相对汽化率就大于中央循环管的汽化率，所以管束中的气液混合物的密度远小于中央循环管内气液混合物的密度。这样造成了混合液在管束中向上，在中央循环管向下的自然循环流动。混合液的循环速度与密度差和管长有关。密度差越大，加热管越长，循环速度越大。但这类蒸发器受总高限制，通常加热管为12m，直径为2575mm，长径比为2040。优点：溶液循环好；传热效率高；结构紧凑、制造方便、操作可靠。5-3悬筐式蒸发器缺点：循环速度低；溶液粘度大、沸点高；不易清洗。适于处理结垢不严重、腐蚀性小的溶液。2.悬筐式蒸发器图5-4 外热式蒸发器悬筐式蒸发器是中央循环管蒸发器的改进。其加热室像个悬筐，悬挂在蒸发器壳体的下部，可由顶部取出，便于清洗与更换。加热介质由中央蒸汽管进入加热室，而在加热室外壁与蒸发器壳体的内壁之间有环隙通道，其作用类似于中央循环管。操作时，溶液沿环隙下降而沿加热管上升，形成自然循环。一般环隙截面积约为加热管总面积的100150%，因而溶液循环速度较高(约为 11.5m/s)。由于与蒸发器外壳接触的是温度较低的沸腾液体，故其热损失较小。3.外热式蒸发器如图5-4为常用的外热式蒸发器，其主要特点是采用了长加热管（管长与直径之比），且液体下降管（又称循环管），不再受热。这样有利于液体在器内的循环，循环速度可达1.5m/s。优点：降低了整个蒸发器的高度，便于清洗和更换；循环速度较高，使得对流传热系数提高；结垢程度小。适于处理易结垢、有晶体析出、处理量大的溶液 。4.列文蒸发器结构特点：在特点是在加热室上部设置沸腾室，加热室中的溶液因受到附加液柱的作用，必须上升到沸腾室才开始沸腾，这样避免了溶液在加热管中结垢或析出晶体。优点：流动阻力小；循环速度高；传热效果好；加热管内不易堵塞。缺点：设备费高；厂房高，耗用金属多。适于处理有晶体析出或易结垢的溶液 。5.强制循环型蒸发器上述几种蒸发器均为自然循环型蒸发器，即靠加热管与循环管内溶液的密度差作为推动力，导致溶液的循环流动，因此循环速度一般较低，尤其在蒸发粘稠溶液（易结垢及有大量结晶析出）时就更低。为提高循环速度，可用循环泵进行强制循环，如图4-10所示。这种蒸发器的循环速度可达1.55m/s。其优点是，传热系数大，利于处理粘度较大、易结垢、易结晶的物料。但该蒸发器的动力消耗较大，每平方米传热面积消耗的功率约为0.40.8kW。（二）单程型蒸发器（膜式蒸发器）循环型蒸发器的共同特点蒸发器内料液的滞留量大，物料在高温下停留时间长，对热敏性物料不利。在单程型蒸发器中，物料一次通过加热面即可完成浓缩要求；离开加热管的溶液及时加以冷却，受热时间大为缩短，因此对热敏性物料特别适宜。图5-7 升膜式蒸发器1.升膜式蒸发器图5-7所示升膜式蒸发器，这种蒸发器的加热管束可长达310m。溶液由加热管底部进入，经一段距离的加热，汽化后，管内气泡逐渐增多，最终液体被上升的蒸汽拉成环状薄膜，沿管壁运动，汽液混合物由管口高速冲出。被浓缩的液体经汽液分离即排出蒸发器。此种蒸发器需要妥善地设计和操作，使加热管内上升的二次蒸汽具有较高的速度，从而获得较高传热系数，使溶液一次通过加热即达预定的浓缩要求。在常压下，管上端出口速度以保持2050m/s为宜。适用于：蒸发量大（较稀的溶液），热敏性及易起泡的溶液。图5-8 降膜式蒸发器不适用于：高粘度，易结晶、结垢的溶液。2.降膜式蒸发器如图7-6所示降膜式蒸发器。料液由加热室顶部加入，经液体分布器分布后呈膜状向下流动。汽液混合物由加热管下端引出，经汽液分离即得完成液。为使溶液在加热管内壁形成均匀液膜，且不便二次蒸汽由管上端窜出，须良好地设计液体分布器。适用于：粘度大的物料不适用于：易结晶的物料，固形成均匀的液膜较难，不高。（3）升-降膜式蒸发器蒸发器由升膜管束和降膜管束组合而成，蒸发器的底部封头内有一隔板，将加热管束分成两部分。溶液由升膜管束底部进入，流向顶部，然后从降膜管束流下，进入分离室，得到完成液。适于处理浓缩过程中粘度变化大的溶液、厂房有限制的场合。（4）刮板薄膜式蒸发器如图5-11所示。专为高粘度溶液的蒸发而设计。料液自顶部进入蒸发器后，在刮板的搅动下分布于加热管壁，并呈模式旋转向下流动。汽化的二次蒸汽在加热管上端无夹套部分被旋刮板分去液沫，然后由上部抽出并加以冷凝，浓缩液由蒸发器底部放出。特点：借外力强制料液呈膜状流动，可适应高粘度，易结晶、结垢的浓溶液蒸发缺点：结构复杂，制造要求高，加热面不大，且需要消耗一定的动力。（三）其它蒸发器1 . 直接加热蒸发器（浸没燃烧式）将一定比例的燃烧气与空气直接喷入溶液中，燃烧气的温度可高达12001800，由于气、液间的温度差大，且气体对溶液产生强烈的鼓泡作用，使水分迅速蒸发，蒸出的二次蒸汽与烟道气一同由顶部排出。优点：结构简单，不需要固定的传热面，热利用率高适于处理易结垢、易结晶或有腐蚀性的溶液。不适于处理不能被燃烧气污染及热敏性的溶液。2.螺旋管蒸发器 在螺旋加热管中，要被蒸发的液体从顶部流向底部，同时，沸腾膜与蒸汽并流流动，由于加热管当然螺旋形状，在中等高度的设备中可以容纳很长的管子，经过很长的管道流动中产生的蒸汽对液膜施加一个很高的剪切力。为此，弯曲的螺旋管将引起二次流，二次流被施加在沿管轴的流动上，这此作用可促进湍流并强化高粘情况下的热传递。适用于达到高浓度和高粘度。为获得高的蒸发比，这类蒸发器在高温度差下和单程操作。 （四）蒸发器的选型蒸发器的结构形式较多，选用和设计时，要在满足生产任务要求，保证产品质量的前提下，尽可能兼顾生产能力大，结构简单，维修方便及经济性好等因素。表5-1列出了常见蒸发器的一些重要性能，可供选型的参考。（五）过程和设备的强化与展望纵观国内外蒸发装置的研究，概括可分为以下几个方面：1、开发新型蒸发器；2、改善蒸发器内液体的流动状况；3、改进溶液的工艺性质；4、优化设计和操作。1.2.2蒸发器的辅助设备图5-12 除沫器的主要型式（一）除沫器（汽液分离器）蒸发操作时产生的二次蒸汽，在分离室与液体分离后，仍夹带大量液滴，尤其是处理易产生泡沫的液体，夹带更为严重。为了防止产品损失或冷却水被污染，常在蒸发器内（或外）设除沫器。图5-12为几种除尘器的结构示意图。图中（a）（d）直接安装在蒸发器顶部，（e）（g）安装在蒸发器外部。（二）冷凝器和真空装置1. 冷凝器冷凝器的作用是冷凝二次蒸汽。冷凝器有间壁式和直接接触式两种。倘若二次蒸汽为需回收的有价值物料或会严重污染水源，则应采用间壁式冷凝器。否则通常采用直接接触式冷凝器。后一种冷凝器一般均在负压下操作，这时为将混合冷凝后的水排出，冷凝器必须设置得足够高，冷凝器底部的长管称为大气腿。2. 真空装置当蒸发器在负压下操作时，无论采用哪一种冷凝器，均需在冷凝器后安装真空装置。需要指出的是，蒸发器中的负压主要是由于二次蒸汽冷凝所致，而真空装置仅是抽吸蒸发系统泄漏的空气、物料及冷却水中溶解的不凝性气体和冷却水饱和温度下的水蒸汽等，冷凝器后必须安真空装置才能维持蒸发操作的真空度。常用的真空装置有喷射泵、水环式真空泵、往复式或旋转式真空泵等。1.3三效蒸发工艺流程采用多效蒸发的目的是为了减少新鲜蒸气用量，具体方法是将前一效的二次蒸气作为后一效的加热蒸气。1.3.1多效蒸发流程1.并流流程 即加热蒸气和原料液均顺次流经各效。这种加料的特点是前一效到后一效可自动加料，后一效中的物料会产生自蒸发，可多蒸出部分水汽，但溶液的黏度会随效数的增加而增大，使传热系数逐效下降，所以并流加料不适宜处理随浓度增加而增加较高的物料。2.逆流流程 即加热蒸气走向与并流相同，而物料走向则与并流相反。这种加料的特点是各效中的传热系数较均匀，适于处理黏度随温度变化较大的物料。3.平流流程 即加热蒸气走向与并流相同，但原料液和完成液则分别从各效中加入和排出。这种流程适用于处理易结晶物料。4.错流流程 本流程的特点是在各效间兼用并流和逆流加料法。兼有并、逆流的优点，但是 操作复杂，适于料液粘度随浓度显著增加的场合。由于本次设计所处理的物料为烧碱溶液，才用一般的并流操作即可。1.3.2工艺流程图2、 工艺计算及主体结构计算2.1三效蒸发工艺计算2.1.1三效蒸发器设计流程用试差法求解的具体计算采取以下步骤：1、 设各效蒸发量W1 ,W2，和各效压力p1，p2，为初值。各效蒸发量的初值可按各效蒸发量相等的原则确定，也可以根据具体蒸发过程的经验数据确定。各效的操作压力可按各效压差相等计算，即取相邻两效间的压差相等计算。2、 根据各效蒸发量的初值，应用物料衡算就确定各效溶液溶液浓度xi。3、 根据各效压力的初设值与计算出的溶液浓度xi，确定各效的温度差损失i和溶液沸点Ti。4、 应用热量衡算，解出加热蒸汽用量D与各效蒸发量W1,W2，。5、 应用传热速率方程式，计算各效所需的传热面积Ai。6、 检验各效蒸发量的计算值和初设值是否相等，各效传热面积是否相等，如果不相等，重设初值，重新计算。一、物料衡算第一效，设溶质在蒸发过程中不挥发，且蒸发过程是个定态过程，单位时间进入和离开蒸发器的量相等，即水分蒸发量： 完成液的浓度： 式中： 原料液量，kg/h； 蒸发水量，kg/h； 原料液中溶质的浓度，质量分数； 完成液中溶质的浓度，质量分数。第二效，同第一效， 完成液的浓度： 二、热量衡算 第一效，对蒸发器作热量衡算，当加热蒸汽在饱和温度下排出时， 即 式中 加热蒸汽消耗量，kg/h； r 加热蒸汽的冷凝热，J/kg； 水的汽化热，J/kg ； 原料液的平均质量热容，J/（kgK） ； T温度，（）考虑到稀释热和热损失，需要引入热利用系数，则： 1溶液稀释热越大，越小，对于NaOH溶液，可以利用下列经验公式计算： = 0.98-0.007x其中x为溶液在蒸发器中浓度的增高值，以质量分数表示。第二效，同第一效， 2三、 传热速率方程第一效， 第二效， 其中为热蒸汽的冷凝温度，为来自第一效的二次蒸汽在第二效的冷凝温度， 四、 传热面积计算 其中，K为蒸发器的加热室传热系数，为加热室两侧的平均温差。Q为蒸发器加热室的传热速率，称为蒸发器的热负荷，根据加热室的热量衡算求得，如果忽略加热室的热损失，则Q即为加热蒸汽冷凝放出的热量。 2.1.2设计计算1. 估算各效蒸发量和完成液浓度总蒸发量：F=2.5104吨/年=2.510433024=3157kg/h因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出，可设1: 2: 31.0:1.1:1.21233.31解得：1717.5kg/h2717.51.1789.2kg/h3717.51.2861kg/h完成液的浓度：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：kPa各效间的平均压强差为 kPa于是二次蒸汽压强：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 效数参数123二次蒸汽压强，kPa338.517715.5二次蒸汽温度，（即下一效加热蒸汽温度）137.6116.253.5二次蒸汽的比汽化焓，kj/kg(即下一效加热蒸汽的比汽化焓)215522152370(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 -138.5-137.60.9 -123.1-116.26.9 -79.3-53.525.8 所以 0.96.925.833.6(2) 各效由于溶液静压强所引起的温度差损失根据 得339103346103Pa346kPa178103186103 Pa186kPa1510324103 Pa24kPa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-138.3-137.60.7-117.6-116.21.4-65.0-53.511.5所以0.71.411.513.6（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 137.60.90.71140.2116.26.91.41125.553.125.811.5191.4有效总温度差 （151.7-53.5）-（33.613.63）483. 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算第一效：根据热量衡算式沸点加料，t0=t1=140.2，1=0.98-0.007x=0.98-0.007（13-10）=0.959 加热蒸汽的冷凝热为2113kJ/kg。 =0.959=0.940D1第二效的焓衡量式为：0.98-0.007（-）0.98-0.007（19-13）0.938查表得 4.282 kJ/(kg)0.938 0.88672.250.83272.25 （b） 第三效的焓衡量式为：h0.98-0.007（-） 0.98-0.007（40-19）0.833查表得4.245kJ/(kg) 0.833 = 0.731-0.051+140.0 = 0.560+136.3 （c）2367.8 （d）联立（a）、（b）、（c）、（d）式，解得925.9 kg/h870.3 kg/h842.6 kg/h654.8 kg/h4.估算蒸发器的传热面积 925.921131956426.7870.321551875496.5842.622151826489.0151.7-140.211.5137.6-125.512.1116.2-91.438.916.229.525.0误差估算 5.重新分配各效的有效温差 24.09即7.7314.8228.856. 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： 0.1330.203（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： 91.4+28.85=120.2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： 124.4+1.4+1=126.8同理 126.8+14.82=141.6由、查杜林线图得第一效溶液的 137.5+0.7+1=139.2=139.2+7.73=146.9温差重新分配后各效温度情况如下： 效数参数123加热蒸汽温度，146.9141.6126.8温度差，7.614.629.2溶液沸点，139.2126.891.4蒸汽的比汽化焓，kj/kg213421492205比热容，KJ(kg)4.3124.287（3）各效的焓恒算0.98-0.7（-） 0.98-0.7（0.133-0.1）=0.9570.957=0.957 （a）0.98-0.7（-） 0.98-0.7（0.203-0.133）=0.9310.938 0.8996+61.33 0.861+61.33 0.98-0.7（-） 0.98-0.7（0.4-0.203）=0.8420.842 0.7559+155.7-0.05740.705+202.1 (c）2367.8 （d）联立（a）、（b）、（c）、（d）得 840.0kg/h803.9kg/h784.6kg/h794.3kg/h（4）计算蒸发器的传热面积840.021341858920803.921341698640.7794.321491706950.7 151.7-139.27.614.629.223.2922.1622.26误差估算: 误差结果合理。 2.2蒸发器主要结构计算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。 m3加热室直径和加热管数目的确定（1）管心距离： 管心距为相邻两个管中心线之间的距离，一般为管外径的1.25-1.5倍。目前在换热器设计中，管心距的数据已经标准化，只要确定了管子规格，管心距则是定值。由于设计中管外径为57mm，查得管心距为70mm。（2）计算管数中心线上管数正三角形：（为奇数） =10（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 （m3/（m3s）m3m3m3因为体积最大，所以选择1.480m3由体积确定直径 取解得 H=1.24mD=1.24m 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 10% NaOH密度为1110 kg/m0.000790m3/Sm第二效13.3% NaOH密度为1145 kg/m0.000536m3/Sm第三效20.3% NaOH密度为1220 kg/m0.000304m3/Sm因为第一效管子最大，所以选择0.0183m（2）溶液的出口第一效13.3% NaOH密度为1145 kg/m0.000571m3/Sm第二效 20.3% NaOH密度为1220 kg/m0.000357m3/Sm第三效40% NaOH密度为1430 kg/m0.000150m3/Sm因为第一效管子最大，所以选择0.0156m（3）冷凝水进出口第一效 0.000223m3/S m 第二效0.000218m3/Sm第三效0.000220m3/Sm因为第一效管子最大，所以选择0.0138m（4）加热蒸汽进口第一效 0.087m3/S m 第二效0.085m3/Sm第三效0.122m3/Sm因为第三效管子最大，所以选择0.062m（5）二次蒸汽出口 第一效0.086m3/Sm第二效0.123m3/S m第三效0.303m3/Sm因为第三效管子最大，所以选择0.0567m 6处理数据结果计算值取用值材料中央循环管/mm内径280碳钢（下同）加热管/mm，加热室规格/mm内径740分离室规格/mm内径1480高1480，料液进口管/mm内径18.3加热蒸汽进口管/mm内径62.0冷凝水出口/mm内径13.8完成业出口管/mm内径15.6二次蒸汽出口管/mm内径56.73、 蒸发装置辅助设备选型3.1气液分离器3.1.1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。其性能参数如表4表3.1 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50m 196588KPa 8590 常压1225m/s减压25m/s3.1.2分离器的选型由 1:1.5:2.0 H=H=（0.40.5）其中 二次蒸汽的管径，m 除沫器内管的直径，m 除沫器外管的直径，m 除沫器外壳的直径，m H 除沫器的总高度，m h除沫器的内管顶部与器顶的距离，m 所以 = =0.53 m =0.795m =1.06mH= =1.06m h=0.4=0.212m3.2蒸汽冷凝器的选型设计3.2.1本设计采用的是多层孔板式蒸汽冷凝器其性能参数如表5表5 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10672000Pa大小均可较简单较大3.2.2蒸汽冷凝器的选型3.2.2.1 冷却水量的确定查多孔板冷凝器的性能曲线得15.5kPa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=/h 与实际数据比，偏小，故应取=1.2 =17.98/h3.2.2.2冷凝器的直径取二次蒸汽的流速u=15m/s则D=3.2.2.3淋水板的设计因为D500mm,取淋水板5块淋水板间距以经验公式 计算，取=0.6m依次计算出： 弓型淋水板的宽度 =0.8D=0.8366=292.8mmB=0.5D+50=0.5366+50=233mm其中为最上面的一块板，B为其它板淋水板堰高：取。淋水板孔径：冷却水循环使用，取。淋水板孔数：淋水孔流速式中 淋水孔的阻力系数，； 水孔收缩系数，；淋水板堰高, 。取计算则淋水孔数：考虑到长期操作时易造成孔的堵塞，取最上层孔数应加大即，其它各板孔数应加大5%，即。淋水孔采用正三角形排列。4、 探索使用Aspen Plus设计蒸发器方法设计思路：在Aspen Plus中，闪蒸器模型可以达到气液分离的效果，所以考虑使用FLASH2模型模拟三效蒸发器。根据已知条件，很容易确定进料流量，进料压强和蒸出量W，由于是沸点进料，所以进料物流条件容易确定，FLASH2模块的限制条件选择压强和气相分数，且气相分数的数值应为蒸出率。根据以上思路，建立模型如下：步骤实施：1、输入组份，水、氢氧化钠，通过电解质向导确定电离反应以及粒子相互作用关系；确定计算模型，由于有电解质的存在，所以我选择的计算模型是ENRTL-RK。2、建立如上的流程图。3、输入进料物流。由于是沸点进料，温度可由查表确定，也可以通过AspenPlus组件确定。4、 输入模型参数，以第一效为例： 利用第一步试差计算出的数据，三相参数分别为：338.5kpa，0.2273；177kpa，0.3235；15.5kpa，0.5455。 5、启动计算，以第一效为例，结果如下： 6、根据热负荷（Heat duty）计算蒸汽用量和换热面积：D=Q/r，S=Q/Kt。 7、根据重新计算出的D,W重复以上步骤。5、后记参考文献1、清华大学，化工原理M，北京：清华大学出版社，2009年。2、华南理工大学编写组，化工过程及设备设计M，广州：华南理工大学出版社，1986年。3、方利国等，化工制图AutoCAD实战教程与开发M，北京：化学工艺出版社，2005年。4、魏崇光，郑晓梅，化工工程制图M，北京：化学工业出版社，1992年。5、刁玉玮，王立业 编，化工设备机械基础M，大连：大连理工大学出版社，1989年。6、化工设备结构图册编写组，化工设备结构图册M，上海：上海科学技术出版社，1978年。7、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年。34