化工原理课设

内蒙古工业大学本科课程设计说明书第一章 设计方案的确定蒸发操作条件的确定主要是指对以下参数的确定：蒸发器加热蒸汽的压强（或 温度）、冷凝器的操作压强（或温度）的确定。合理选择蒸发过程的操作条件，对于 保证产品质量以及降低能耗都是极为重要的。1.1 蒸发操作条件的确定1.1.1 加热蒸汽压强的确定原则被蒸发溶液有一个允许的最高温度，即保证物料不会被分解或发生其他反应的极 限温度，这是确定加热蒸汽压强的一个重要依据。 正确的做法是使操作在低于最大温 度范围内进行，常用方法有加压蒸发，常压蒸发或真空蒸发（闪蒸） 。蒸发过程消耗大量加热蒸汽同时产生大量二次蒸汽的，因此从节能的观点出发， 应充分利用二次蒸汽作为其它加热用的热源 （即要求蒸发装置能够提供温度较高的二 次蒸汽）。这样既可减少锅炉产生蒸汽的消耗量，又可以减少末效进入冷凝器的二次 蒸汽量，提高了蒸汽利用率，故采用较高温度的饱和蒸汽作为加热蒸汽对蒸发操作的 过程来说是有利的，但通常所用饱和蒸汽的温度不超过180C,因为过高温会导致过高压强，反而会增加设备费和操作费，考虑到经济效益的问题，一般的加热蒸汽压强 在500-800 kPa范围之内。本次设计任务中，加热蒸气设计压强为500 kPa。1.1.2 冷凝器操作压强的确定原则若一效采用较高压强的加热蒸汽，则末效可采用常压或加压蒸汽，此时末效产生 的二次蒸汽具有较高的温度，可以全部利用。而且各效操作温度高时，溶液粘度低， 传热好。若一效加热蒸汽压强低，末效应采用真空操作，此时各效二次蒸汽温度低， 进入冷凝器冷凝需消耗大量冷却水， 而且溶液粘度大，传热差。但对于那些热敏性物 料的蒸发，为充分利用热源还是经常采用的。 对混合式冷凝器，其最大的真空度取决 于冷凝器内的水温和真空装置的性能。通常冷凝器的最大真空度为80-90kPa。本次设计中，以大气压强为100 kPa,冷凝器设计压强为80 kPa。1.2 蒸发器的类型及其选择在化工、制药、食品、生物等生产中，大多数蒸发器都是利用饱和水蒸汽作为加热介质，因而蒸发器中热交换的一方是饱和水蒸汽冷凝，另一方是溶液的沸腾，所以，传热的关键在于料液沸腾一侧。为了适应各种不同物性物料的蒸发浓缩， 出现了 各种不同结构形式的蒸发器，而且随着生产，技术的发展，其结构在不断改进。工业 中常用的间壁式传热蒸发器，按溶液在蒸发器中的流动特点，可分为循环型(中央循 环管式、悬筐式、外加热式、列文式、强制循环式等)和单程型(升膜式、降膜式、 升-降膜式、刮板式等)两大类型。面对种类繁多的蒸发器，在结构上必须有利于过程的进行，为此在选用时应考 虑以下原则：(1)尽量保证较大的传热系数，满足生产工艺的要求。(2)生产能力大，能完善分离液沫，尽量减慢传热面上的垢层的生成。(3)结构简单，操作维修和清洗方便，造价低，使用寿命长。(4)能适应所蒸发物料的一些工艺特性(如粘性、起泡性、热敏性、结垢性、腐蚀 性等)。由于单程型蒸发器适用于处理热敏性物料，本次设计任务中料液为NaO冰溶液，为非热敏性物料，综上各条件考虑，选用中央循环管式蒸发器。1.3 多效蒸发效数的确定在流程设计时首先应考虑采用单效还是多效蒸发， 为充分利用热能，生产中一般 采用多效蒸发。因多效蒸发中可以将前一效的二次蒸汽作为后一效的加热蒸汽， 节省 生蒸汽耗量。但不是效数愈多愈好，效数受经济上和技术上的因素所限制。首先经济上的限制是指效数超过一定时经济上不合算。随效数的增加，总蒸发量相同时所需生蒸汽量减少，虽然使操作费用降低，但是随效数增加，设备费成倍增长， 而所节省的生蒸汽量愈来愈少，所以无限制增加效数已无实际意义， 最适宜的效数应 使设备费和操作费二者之和为最小； 其次技术上的限制是指效数过多，蒸发操作难于 进行。一般工业生产中加热蒸汽压强和冷凝器操作压强都有一定限制，因此在一定操作下，蒸发器的理论总温差为一定值。在效数增加时，由于各效温差损失之和的增加， 使总有效温差减小，分配到各效的有效温差小到无法保证各效发生正常的沸腾状态 时，蒸发操作将无法进行下去。所以实际的多效蒸发过程效数并不多。 为了保证传热的正常进行，每一效有效温 差不能小于6-10 Co通常对于NaOhfc解质溶液，由于其沸点升高较大，采用 2-3效 即可。本次设计采用的是三效蒸发。1.4 多效蒸发流程的选择多效蒸发的操作流程根据加热蒸汽与料液的流向不同，可分为并流，逆流，平流及错流四种。并流法（顺流法），其料液和蒸汽呈并流。因各效问压差较大，料液能自动从前 效进入后效，可省去输料泵；前效的温度高于后效，料液从前效进入后效时呈过热状 态，可以产生自蒸发；结构紧凑，操作简便，应用广泛。但由于后效较前效的温度低， 浓度大，因而逐效料液的粘度增加，传热系数下降，故只适用于粘度不大的料液蒸发。逆流法即料液于蒸汽呈逆流操作。随着料液浓度的提高，其温度相应提高，使料 液粘度增加较小，各效的传热系数相差不大，故可生产较高浓度的浓缩液。因而逆流 法操作适用于粘度较大的料液蒸发，但由于逆流操作需设置效间料液输送泵， 动力消 耗较大，操作也较复杂。此外对浓缩液在高温时易分解的料液，不宜采用此流程。平流法即各效都加入料液，又都引出浓缩液。此法除可用于有结晶析出的料液外， 还可用于同时浓缩两种以上的不同水溶液。错流法亦称混流法，它是并，逆流的结合。其特点是兼有并，逆流的优点而避免 其缺点，但操作复杂，控制困难，应用较少。采用多效蒸发装置是节能的途径之一。此外为了回收系统中的热量，应尽量利用 低温热源，如蒸汽冷凝液的利用及二次蒸汽的压缩再利用等，可参考有关蒸发专著。 基于上述比较，本设计采用选择并流流程。1.5 进料温度的确定根据经验和实验得出沸点进料有利于蒸发和传质过程的进行，减少蒸发过程的热损失，增大蒸发过程的处理量，因此选择沸点进料。27第二章 三效并流蒸发过程的工艺计算多效蒸发工艺计算依据物料衡算，热量衡算以及传热速率三个基本方程。在多 效蒸发中，各效的操作压力依次降低，与之相应的，各效的加热蒸汽温度及溶液的沸 点亦依次降低。以下以三效蒸发为例，采用试差法进行计算。计算步骤如下：第一，根据工艺要求及溶液性质确定蒸发的操作条件，蒸发的形式，流程和效数。 第二，根据生产经验数据，初步估计各效蒸发量和各效完成液的浓度。第三，根据经验假设蒸汽通过各效压强降相等，估计各效溶液沸点和有效总温差。第四，根据蒸发器的始衡算，求各效的蒸发量和传热量。第五，根据转热速率方程计算各效的转热面积。本次设计条件是：设计一个连续操作的三效并流蒸发装置，NaOH溶液处理量：36.0kt/a ;溶液浓度30% 温度30C；完成液含NaOHft度30% 每年按8000小时计 算。原料液进料流量：F =36.0 kt/a=4500 kg / h2.1 常用的试差法该法是一种近似计算方法，它是对蒸发过程进行一些适当的简化和假设，然后 按假设条件对未知参数进行估算。若计算的结果与假设的条件不符，则对假设条件进 行调整并重复计算，直至两者基本符合或者相近为止。 具体步骤多种多样，下面介绍 逐次逼近法（以蒸发器的传热面积相等为原则）的计算步骤。1 .各效蒸发量和完成液浓度的估算(2-1)蒸发过程总蒸发量：w = Fx （1应）Xn式中：F原料液进料流量，kg / hW一过程蒸发量，kg /hXo 进料浓度Xn 完成液浓度XW = F X ( 1- X0-) = 4500 X ( 1 0.1/0.3 ) = 3000 kg/hX3n(2-2)式中Wi第i效蒸发量W溶液蒸发总量一n效数即 Wi = W2= W3 = 6500/3 = 2166.7 kg / h各效完成液浓度:FxXi 二i F 一 W W W(2-3)X1FxoF _W10833.30. 12=0. 1510833.3 - 2166.7X2Fx0F -W -W210833.30. 1210833.3 - 2166.72u 0.20X3 = 0.302.2 估算各效二次蒸汽温度设各效问的压强降相等，则各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差： /设加热烝汽压强P1=500kpa冷避命操作压强Pn =20kpa (2-4)(2 5)P = P - P3 = 500 - 20 = 160KPa n3第i效二次烝汽压强pi = p1 -iAp式中：p各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差，kpapi 第i效的操作压强，p1 = p - p = 500 - 160 = 340 kpa p2 = p1 -2=p = 500 -2 160 = 180 kpa p3 = p1 - 3 p = 500 - 3 160 = 20 kpa查附表得到蒸汽的温度和汽化热表2-1二次蒸汽的温度和汽化热二次蒸汽压强Pi(kPa)34018020 、一、 一 二次蒸?温度Ti (C)137.7116.660.1二次蒸汽的汽化热(KJ/Kg)2155.462214.32854.92.3 计算各效传热温度差各效温度差损失：(1)由于溶液蒸汽压降引起的温度差损失 校正系数法：=也。(2-6)式中：“为常压下由于溶液蒸汽压强下降引起的温度损失， 0 = tA - 100 ,某些水溶液在常压下的沸点tA值可在有关手册中查得。f 校正系数，无因次一般取f =0.0162 (ti +273)(2-7)r上式中：ti操作压强下水溶液的沸点，即二次蒸汽的饱和温度，C；r操作压强下二次蒸汽的潜化热，kJ / kg。第一效：f 1 = 0. 01625 (137. 7273) = 1.272155.46tA1 = 105 c= 105 100 = 5。a1c1 = 1.27 m 45 = 6.35 C(116.6273)2第二效：f20. 01625( = 1.112214.3t A2 = 107.5 C = 107.5 100 = 7.5 ra2 . _ _ _ _ _& = 1. 11 M 7. 5 = 8.325 C2第三效：f3 = 0. 01625（0一：一3- =0.632854.9t A3 = 117. 5 C = 117. 5100 = 17. 5 ra3 3 = 0. 63 m 17. 5 = 11.025 C（2）由液层静压效应引起的温度差损失某些蒸发器操作时，蒸发器内部需要维持一定的液位，因而溶液内部的压力大 于液面上方的压力，致使溶液的实际沸腾温度较液面高，两者之差即为因溶液静压强引起的温差损失屋为简便计算溶液内部沸点升高按液面与底部的平均压强下水的沸点和二次蒸汽 压强下水的沸点差估算。平均压强按静力学方程式计算：贝 UPm = p+詈（2-8）”=t；m-t；（2-9）式中Pm -液层的平土压力，kPap 液面处的压力，即二次蒸汽的压力，kPa。一 一溶液的平土密度，kg/m3L - /夜层高度，mg -重力加速度，m/s2tpm -对应Pm下水的沸点，Ctp-对应p下水的沸点，c取液层高度L=2.6m- 1. 148kg / m3：2 = 1. 1925kg / m3：3 = 1.2740kg / m31. 1489. 812. 8,箕. Pmi = 340 = 354.64kPa查附表t pm1 = 139.23 C；= 139.23-137.7=1.53 C一效:=195.21 kPa=36.25 kPa1.19259.812. 6. 1802tpm2 =119.34 C2=119.34-116.6=2.74 C三效:1. 27409. 812. 6Pm3 = 202tpm3=71.6C3=71.6-60.1=1.5 C(3)由管道流动阻力产生的压强降所引起的温度差损失在多效蒸发器中，各效二次蒸汽从上一效的蒸发室流动到下一效加热室时，由于管道阻力，其压力下降，致使蒸汽的饱和温度相应降低，由此引起的温度差损失即为 二 根据经验，一般取 N = 1C。1 =&2 =A3 =1C(2-10)(4)各效料液的温度和有效总温差 1 = 1十 4 十 A1 = 6.35 + 1.53 + 1 = 8.88 2 =42 + 2 + 2 = 8.325 + 2.74 + 1 = 12.065 c 3 = d + 4 + A = 11.025 + 1.05 + 1 = 13.075 c各效传热温度差计算式：=Ty YT；为前一效二次蒸汽温度(即第i效加热蒸汽温度)，ti为第i效溶液沸点，其计算 式为：ti 3Ti为第i效二次蒸汽温度，A为第i效温度差损失所以各效沸点为：第一效：t1 = 137.7 + 8.88 = 146.58 c& 1 = 151.7 - 146. 58 = 5. 12 c第二效：t 2 = 116.6 + 12.065 = 128. 665 cAt 2 = 137.7 - 128.665 = 9.035 c第三效：t3 = 60.1 + 13.075 = 73.175 CAt 3 = 116.6 - 73.175 = 43.425 C2.4计算各效蒸发量 Wi和传热量Qi),Dj +FCpo9wnCpw(tti)|根据物料衡算和热量衡算得公式 W = -二(2-11)ri式中：Di-第i效的加热蒸汽量，当无额外蒸汽抽出时D=W1ri,ri -分别为第i效加热蒸汽与二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg,且=rCpo-为原料液的比热，3.7kJ/ (kg C)Cpw-为水的比热,4.183kJ/ (kgC)ti,t分别为第i效及第i-1效溶液的沸点(2-12)ni-为第i效的热利用系数，对于NaO冰溶液蒸发，则i =0.98 -07 xi式中：、一第i效的热利用系数x 溶液浓度差i=0.98-0.7. X1=0.959i=0.98-0.7 ：x2-0.945i=0.98-0.7. ：x3=0.910第一效：沸点进料t0 =ti2113. 2Di2128.98_ r 1W = 1D1=0.959J= 0. 95D1第二效:i 1皿D2r2 (FCp0 -、WCpw)(t 1 -t2)W 二口20.940 0.95D12128.98 ( 108333 3.7 一 0.95Q 4183)( 146.58 - 128.605)二21854=0.866D1318.74第三效 ：33r3(FCp。-、WCpw)(t2 -t3)W3 二n330.91 2181.33W2 (10833.33.7 - 4. 183W/ - 4. 18冽)(128.665 - 73.175)二2323.83=0.61D11184.46由于 W = W1 + W2 + W3解得：D1 =2。59.7 kg/hW = 1956.7 kg/hW = 2102.4 kg/hW = 2440.9 kg / h各效传热量的计算：Qi - Di riQ=4.3526106kJ/hQ=4.1658106kJ/hQ=4.5860106kJ/h2.5核算过程因各效之间相对误差较大，应做出调整重新核算。各效蒸发量取上次计算值：W = 1956.7 kg/h W = 2102.4 kg/h W = 2440.9 kg/h 由各效蒸汽量求各效溶液浓度：X1X2=0. 147FX0_ 10833.3 0.12F - W - 10833.3 - 1956.7=0. 192Fx0_10833.3 0.12F -W -W - 10833.3 - 1956.7 - 2102.4X3Fxo10822.30. 12F _W - W -W 10833.3 - 1956.7 - 2102.4 2440.9效数生蒸汽123F加热蒸汽温度Ti ()151.7137.7116.660.1F汽化潜热ri (kJ /kg)2113.22155.462214.42854.9压强(kPa)50034018020表2-1各效加热蒸汽及汽化热第一效：溶液沸点工=137.7 C3 = 1.27= 5.0 ra1c=1.27 m 5.0 = 6.35 Cp m1DgL=p354.62 kPa2t pnn=139.2 C=139.2 -137.7 = 1.5 C=T1 十 3 十 A1 十1 = 137.7 十 6.35 + 1.5 + 1 = 146.55 CTi = To = 151.7 C第二效溶液沸点:T2 = 116.6 Cf2 : 1.11=1. 11 父 7. 8 = 8.658 Cp m2：gL_ _=p= 195.13 kPa2t pm2=118.3 C& = 118.3 116.6 =1.7 C ,一一 , _ , 12 = T2 + 与 + A2 + 42 = 116.6 + 8.658 + 1.7 + 1 = 127.958 CT2 = T1 = 137.7 C第三效溶液沸点：T3 = 60.1 Cf3 =0.63 =16。 a3) .& = 0.63 m 16 = 10.08 CDgLpm3 = p = 36.19 kPatpm3 =70.8C 3 = 70.8 - 60. 1 = 10. 7 C13 = T3 十 A3 十十； = 60. 1 + 10. 08 十 10. 7 + 1 = 21. 78 C 33333对以上结果总结：见表2-2表2-2数据及计算结果第一效第二效第三效传热温度差，t:(C)5.228.7934.9溶液的沸点 ti (C)146.48128.9181.71加热蒸汽温度与汽化潜热见表2-3表2-3各效加热蒸汽及汽化热效数生蒸汽123加热蒸汽温度 Ti(C)151.7146.48128.9181.71汽化潜热 ri (kJ/kg)2113.2213021702299效率：4=0.98 - 0.7 (Xi -Xi i). n1 = 0.9610 , % = 0.9455 , n3 = 0. 9076第一效：沸点进料t0 =tir,21132W = 1n 1 = 0.9610 D1r121300 0. 953D1第二效： i 1 102(FCp0 - WCpw)(t1 /2)W 二n2_ 0.9455 2130W/ (10833.33. 70 - 4. 183W)( 146.48 - 128.91)2170=0.845 D + 306.86第三效 ： 3 J 3卬3 (F$ - WpJ(t2 -t3)vy 二M3_ 0.9076 2170/y (10833.3 3. 70 - 4. 183W/ - 4. 183A2)( 18.91 - 81.71)2299=0.591口 755.69由于 W = W1 + W2 + W3解得：D = 2271.28 kg/hW = 2164.5 kg/hW = 2246.5 kg / hW = 2098 kg/h因相对误差小于4%所以进行下一步计算Qi =Dji二，Q=口1=4.7997m106kJ / hQ=D22=4.61 041 06kJ / hQ=D33=4.87 491 06kJ / h2.6 各效传热面积的计算Si =QiKJ%(2-13)式中:Si各效传热面积，m2Qi各效传热量，kJKi各效传热系数ti一各效的有效温度差，CSi_94. 7997 1093600 1000 5. 222=255. 4 m2S2一94. 6104 109S3K2寸23600 800 8. 7994.8749109K3 t33600 500 34.92=182. 1m22=77. 6日各效传热面积相差较大，故应调整各效的有效温度差，重复上述步骤2.7 温差的重新分配与试差计算(1)重新分配各效的有效温度差& 工S2 Y2S3.4 3t1 :t2 ；t3(2-14)(2-15)225.4 5. 22182. 18.7977.6 34.95. 228. 7934. 9115. 4m = 0.944重新分配的有效式中：&重新分配的有效温度差S 一重新分配的有效传熟面S平均传热面积此一第i效的有效温度差2254工 5.22 = 11. 55 C115.4S2t 2 = S t 2182.1 x 8.79 = 13. 87 C115.4Sc77.6t3 =-及3 = m 34. 9 = 23.47 C3 S = 0.959 2 = 0.9114重复计算 W得：D = 2259.76 kg/hW = 2130.95 kg/hW2 = 2175.49 kg/hW3 = 2193.55 kg/h重复计算Q得：Q=Dh=4.7753x106kJ/ hQ=D2r2=4.5815106kJ/ h Q=R%=4.8057106kJ/ h重复计算得： = 76.56 m2 = 91.76 m2115.4(2)重新求沸点t 1=T0 At；=151.7-11.55=140. 15 Ct 2=T12=137. 7- 13.87=123. 83 ct 3=T2 &3=116.6- 23.47=93.13 C表2-4各效加热蒸汽及汽化热效数生蒸汽123ri (kJ / kg)2113.2215022092279加热蒸汽温度 t J (C)151.7140.15123.8393.136 二 94.80 m2误差为 1 Smn =1 _766_ = 14.7% 4%(2-16)Smax94.80计算结果不合理，重复章节2.7的过程，得：D = 2154.29 kg/hw = 2040.1 kg/hW2 = 2145.28 kg/hW3 = 2314.6 kg/h重复计算 Q得：Q =51 = 4.5524 x 106kJ / hQ=D22 =4.3719106kJ/hQ=R% =4.6985106kJ/h重复计算 S 得：S=86.55m2 S2= 85.52m2S3 = 87.64 m2S_S12t S2M2 S3M3 3寸2 ,.4386.555. 2285.528. 7987.6434. 95.228. 7934. 92=86.80 m2误差为 1 Smn = 1 86竺_ = 0.96 %4%Smax87.64留10%的传热余量，则传热面积S有S = S平(1 十 5%)= 91.14nf(2-17)第三章蒸发器的主要结构工艺尺寸的设计以中央循环管式蒸发器为例说明蒸发器主要结构尺寸的设计计算方法。中央循环管式蒸发器的主要结构尺寸包括：加热室和分离室的直径和高度；加热管与 中央循环管的规格、长度及在管板上的排列方式。这些尺寸的确定取决于工艺计算结 果，主要是传热面积。3.1 加热管的选择和管数的初步估计3.1.1 加热管的选择和管数的初步估计蒸发器的加热管通常选用38x 2.5mm的无缝钢管。加热管的长度 L=3m由以下初步估计所需的管子数nn = (3-1)二do L -0.1式中：S为蒸发器的传热面积，m2,由前面的工艺计算决定。do为加热管的外径，m , L为加热管的长度，m。S二do L - 0.191.143.14 0. 0383 - 0. 1=264 （根）理论管数目：264根实际画图：270根3.1.2 循环管的直径选择循环管的截面积是根据使循环阻力尽量减少的原则来考虑的。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%加热管的总截面积可按n计算，循环管内径Di表示，则：D1=.(0.41) n d1(3-2)式中：D1一循环管内径n一初估的所需管数di加热管内径D1 = J0.6 n d1 = . 0.6264 0.0 38 = 0.478 m查附表：取帕00 X 10mm管长3m3.1.3 加热室直径及加热管数目的确定加热室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。加热 管在管板上的排列方式又三角形、正方形、同心圆等，目前以三角形排列居多。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1.251.5倍。目前在换 热器设计中，管心距的数值已经标准化，只要管子规格确定，相应的管心距也确定。加热室内径和加热管数采用做图法来确定，具体做法是：先计算管束中心线上管束 , c管子按正三角形排列时：nc =1.1、目;管子按正方形排列时：nc =1.9Jn ,式中：n一总加 cc热管数.初估加热管内径用Di =t(nc -1)+2b式中b=(1-1.5d0。然后用容器公称直 径，试选一内径作为加热室内径，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。作图所得管数n必须大于初估值，如不满 足，应另选一设备内径，重新作图，直至适合为止。壳体内径的标准尺寸列于表3中，以供参考。表3-2壳体内径的标准尺寸壳体内径，mm 400-700800-10001100-15001600-2000最小壁厚，mm8101214经过作图，实际管数大于初估值，符合要求。正三角形排列初步估算加热室内径，取 d0 =38mm t=48mm b=1.2donc = 1.1 而=1. 14mm接管尺寸加热蒸汽与二次蒸汽接管273 M3冷凝水出口管 32X25-4项目尺寸245X6.5 mm除沫器内管的直径245X7.5 mm除沫器的外罩管直径377X15 mm除漆器外壳直径480 X10mm除沫器总高度465mm除沫器内管顶部与器顶的距离121mm表5-4蒸汽冷凝器尺寸喷嘴个数6喷嘴直径29.39mm文氏管喉管长度88.18mm文氏管收缩口直径49.38mm文氏管收缩段长度59.97mm文氏管收缩角度11 6文氏管扩散段直径52.31mm文氏管扩散段长度183.39mm文氏管扩散段角度3 54对本设计评述对于化工原理课程设计这个课程，我起初并不是十分了解，只是掌握了简单的化 工原理理论知识，即使通过老师的讲解，我也是一只半解，然而当我自己亲自动手完 成这份设计书时候，我才深入的了解了什么是化工原理课程设计。 这次我做的是三效 并流蒸发装置的设计，所谓蒸发就是利用加热的方法，将含有不挥发性溶质的溶液加 热至沸腾状况，使部分溶剂汽化并被移除，从而提高溶剂中溶质浓度的单元操作。 工 业生产中应用蒸发操作主要有以下场合：1、为了获得纯净的溶剂，例如海水淡化等。 2、同时浓缩溶液和回收溶剂，例如中药生产中酒精浸出液的蒸发，苯溶液的浓缩脱 苯等。3、浓缩稀溶液直接制取产品或将浓溶液再处理（如冷却结晶）制取固体产品， 例如电解烧碱液的浓缩，食糖水溶液的浓缩及各种果汁的浓缩等。 总之，在化学工业、 食品工业、制药等工业中，蒸发操作被广泛应用。通过本次课程设计让我们对蒸发有了更深的了解，对蒸发生产工艺有所了解。在这个设计过程中，我遇到了许多以前没有掌握扎实的知识， 比如说温度差的计算、热 量衡算式的公式及怎样根据自己所算出的数字找相应合适的加热管数目和尺寸、加热室直径等等。通过这次设计让我巩固了许多的知识， 同时让我获得了许多难于培养的 品行。通过做计算，使我做事更加细心认真了；通过画图，使我做事更加耐心刻苦； 通过查阅各种不同的文献，使我更加的认识到原来知识是无穷无尽的。当然，本次设计仍然有许多的不足，比如设备的管径与壁厚会选取不得当，绘制 图的时候方法不得当以及其他错误。不仅如此，在我完成这份设计书的时候，内心充满了感谢。感谢解老师耐心的教 导以及指导，让我们有了理论知识基础，感谢同学们的帮助，让我们彼此的课程设计 更加完善。我会继续努力，将以后的课程设计做得更加认真与细致，更加完整。内蒙古工业大学本科课程设计说明书参考文献1 柴诚敬，张国亮.化工流体流动与传热.北京：化学工业出版社.2007:298-3672 贾绍义，柴诚敬.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社.2002: 731003 高俊.化工原理课程设计.呼和浩特：内蒙古大学印刷厂.2011: 3194李功样，陈兰英，余林.化工单元操作过程与设备M华南理工大学出版2010: P 249-2805姚玉英，黄凤廉，陈常贵等.化工原理M（上册）天津：科学技术出版社出版2009: P 30932629内蒙古工业大学本科课程设计说明书目 录第一章设计方案的确定11.1 蒸发操作条件的确定 11.1.1 加热蒸汽压强的确定原则 11.1.2 冷凝器操作压强的确定原则 11.2 蒸发器的类型及其选择 11.3 多效蒸发效数的确定 21.4 多效蒸发流程的选择31.5 进料温度的确定3第二章三效并流蒸发过程的工艺计算 42.1 常用的试差法42.2 估算各效二次蒸汽温度 52.3 计算各效传热温度差62.4 计算各效蒸发量 Wi和传热量Qi 92.5 核算过程102.6 各效传热面积的计算 132.7 温差的重新分配与试差计算 14第三章蒸发器的主要结构工艺尺寸的设计 173.1 加热管的选择和管数的初步估计 173.1.1 加热管的选择和管数的初步估计 173.1.2 循环管的直径选择 183.1.3 加热室直径及加热管数目的确定 183.1.4 分离室直径与高度的确定 193.2 接管尺寸的确定203.2.1 溶液的进出口管203.2.2 加热蒸汽与二次蒸汽接管 203.2.3 冷凝水出口管20第四章蒸发器装置的辅助设备的设计 224.1 气液分离器224.1.1 冷凝器主要类型 234.1.2 设计与选用23设计结果汇总261操作条件设计262蒸发器类型263效数的选取264流程的选择265工艺计算结果汇总26对本设计评述28参考文献29