蒸发器蒸发方案设计课程设计

蒸发器蒸发方案设计课程设计
第1章蒸发方案设计
一般的加热蒸汽压强在.5~0.8MPa范围内加热蒸汽的确定需要考虑加热蒸汽温度的上限和下限。

被蒸发的溶液有一个最高的蒸发温度，超过此温度蒸发就物料就会变质，破坏和分解，这是确定加热蒸气压强的一个依据通常所用饱和蒸汽的温度不超过180℃，超过时相应的压强就很高，这将增加加热的设备费和操作费。

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。

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。

若第一效用较高压强的加热蒸汽，则末效可采用常压或真空蒸发，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，溶液黏度低，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，
③蒸发的类型：本设计采用中央循环管式蒸发器中央循环管式蒸发器结构紧凑，制造方便，操作可靠，故在工业上应用广泛，有所谓标准蒸发器。

但设备的清洗和检修保证较大的传热系数，满足生产工艺的要求生产能力大，能完善分离液沫，尽量减慢传热面上垢层的生成本设计蒸发器效数采用3效为充分利用热能，为提高热能利用效率，生产中一般采用多效蒸发，但并不是效经济上的限制是指效数超过一定数时经济上不合算。

多效蒸发中，随效数的增加，总蒸发量相同时所需蒸汽量减少，使蒸汽用量减少，使操作费用降低。

但随效数增加，设备费成倍增长，而所节省的蒸汽量愈来愈少，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。

技术上的限制是指效数过多，蒸发操作难于进行。

一般工业秤中加热蒸汽压强和冷凝器操作压强都有一定限制，因此在一定操作条件下，蒸发器的理论总温度差为一定值。

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，蒸发操将无法进行下去。

综合考虑经济上和技术上的限制，
⑤蒸发流程的确定：本设计蒸发流程采用并流模式。

并流法变称顺流法，其料液和蒸汽呈并流。

并流蒸发的优点有：（1）溶液从压力和温度较高的蒸发器流向压力和温度较低的蒸发器，料液能自动从前效进入后效，可省去输料泵（2）前效的温度高于后效，料液从前效进入后效时呈过渡热状态，可以产生自蒸发（3）操作简便，工艺条件稳定。

缺点：随着溶液从前一效遂效流向后面各效，其组成增高，而温度反而降低，致使溶液的黏度增加，蒸发器的传热系数下降，所以对于随组成增加粘度变化很大的料液不宜采用并流。

逆流法溶液溶液的流向与蒸汽的流向相反，即加热蒸汽从第一效加入，料液从最后一效加入。

逆流法的优点是：随溶液的组成沿着流动方向的增高，其温度也随之升高。

因此因组成增高使黏度增大的影响大致与因温度升高使黏度降低的影响相抵，故各效溶液的黏度较为接近，各效的传热系数也大致相同。

采用沸点进料操作简单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。

并流法变称顺流法，其料液和蒸汽呈并流。

并流蒸发的优点有：（1）溶液从压力和温度较高的蒸发器流向压力和温度较低的蒸发器，料液能自动从前效进入后效，可省去输料泵（2）前效的温度高于后效，料液从前效进入后效时呈过渡
热状态，可以产生自蒸发第章蒸发过程工艺计算
计算的基本依据是物料衡算，热量衡算，传热速率方程三个基本关系。

计算常采用，其计算步骤如下：根据生产经验算据，初步估计各效蒸发量和各效完成液的浓度
（3）根据经验假设蒸汽通过各效的压强降相等，估算各效溶液沸点和有效总温差
（4）根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发量和传热量
（5）根据传热速率方程计算各效的传热面积。

若得的各效传热面积不相等则应按下面介绍的方法重新分配有效温度差，重复（3）～（5），直到所求得的各效传热面积满足要求为止。

本设计的操作条件是：
（1）NaOH水溶液处理量kt/a，NaOH溶液浓度为%，温度30℃。

完成液NaOH 浓度为3%；用三效并流蒸发装置
（2）加热蒸汽压强为600，冷凝器的压强为。

（3）各效蒸发器的总传热系数 1350W/（??℃ 1000 W/（??℃） 400W/（??℃）总蒸发量：原料液初始浓度，完成液浓度。

采用三效蒸发：n＝3
假设各效蒸发量相等，即：： 1：1：1
＝/3＝1kg/h
因而初估各效完成液的浓度为＝第I效完成液的浓度＝＝＝13%第II效完成液的浓度＝＝%第III效完成液的浓度＝3%。

为求各效溶液沸点,需假定压强一般加热蒸汽压强和冷凝器操作压强是已知
的其他各效二次蒸汽的压强可按各效间蒸汽压强降相等的假设来确定即各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差为＝故第效二次蒸汽压强＝－＝＝；
＝－＝600－19＝4；
＝＝600－2×19＝；
＝＝600－3×190＝。

将各效二次蒸汽的压力、附录中查到相应的二次蒸汽的温度和二次蒸汽的汽化潜热列于下表中：如下表
效次ⅠⅡⅢ二次蒸汽的压力，407 214 21 二次蒸汽的温度,℃
（即下一效蒸汽的温度）144 12 61.2 二次蒸汽的汽化潜热，/ 即下一效加热蒸汽的汽化潜热213.7 2199.2 2859.2 计算各效传热温度差Δ
各效传热温度差计算式为：Δ， +Δ式中为前一效二次蒸汽温度（即第效加热蒸汽温度），为第效溶液沸点，为第效二次蒸汽温度，Δ为第效温差损失。

各效温差损失：（2-6）
（1）由于溶液中含有不所引起的沸点升高 -
式中为与溶液压力相等时水的沸点为第效溶液的沸点（2）由于液柱静压头引起的沸点升高
某些蒸发器操作时，器内需维持一定液位，因而溶液内部压强大于液面压强，致使实际沸点较液面为高，两者之差即为因溶液静压强一起的温差损失。

为简便计算溶液内部沸点升高按液面与底层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+ ，则：（2-7）
式中：为蒸发器中液面与底层的平均压强，；
为对应下水的沸点，℃；
为二次蒸汽（即液面处）的压强，；
为对应p下水的沸点，℃；
ρ为溶液的平均密度，；
L为液层高度，。

（3）由于管道流动阻力产生的沸点升高在多数蒸发中，各效二次蒸汽流到下一效加热室时，由于管道阻力使其压强降低，致使蒸汽的饱和温度相应降低，由此引起的温差损失即为。

根据经验，一般取 1℃。

查NaOH水溶液浓度和密度表得各效蒸发器中溶液的平均密度见下表:
效次ⅠⅡⅢ溶液的浓度13% 1% 32% 溶液的密度×1.014
1.060 1.239 对于NaOH水溶液可采用杜林经验公式计算：＝－＝（－1）+m＝0.142+150.75－
2.71－所以得出：
＝－＝（k－1）+m＝0.142+150.75－2.71 0.142×13%×144+150.75×13%×13%－2.71×13%＝℃；
－＝（k－1）+m＝0.142+150.75－2.71 0.142 ×18% × 122.16 +150.75 ×18%× 18% －×18% ＝℃，
＝－＝（k－1）+m＝0.142+150.75－2.71 0.142 ×32% × 122.16 +150.75 ×32%× 32% －×32% 17.3236℃。

，（2-9）
查表得出在各个状态下溶液的平均密度为，。

得出；
；。

对应的℃，℃，℃
所以℃，℃，
℃。

故℃；
℃；
℃。

计算传热温度差Δ
各效传热温度差计算式为，式中：－第效二次蒸汽的温度－第效溶液的沸点。

℃，℃；
℃，℃；
℃，℃
将各效溶液的沸点列于下表中：效ⅡⅢ溶液沸点，℃150.85 132.73 85.33 求各效蒸汽用量及各效蒸发量
考虑溶液的稀释热,引入热利用系数（2-11）
第Ⅰ效：
因沸点进料故
热利 0.98－0.7（13%10%） 0.9
查水蒸气表得:压力为600KPa的加热蒸汽的汽化热 2091.1, 15.85℃的二次
蒸汽的汽化热 213.7。

则 0.94引入热利用系数热利用系数 0.98－0.7（1%－13%） 0.9
第Ⅱ效中溶液沸点 13.73℃的二次蒸汽的汽化热 22，无额外蒸汽引出
2136.7，已知/ kg??℃ / kg??℃。

则 ]
0.945[（3.7-4.187）]
0.+183 ②
第Ⅲ效:
热利用系数 0.98－0.7（3%－18%） 0.第Ⅲ效中溶液沸点℃的二次蒸汽的
汽化热 2，无额外蒸汽引出 2199.22,则
]
0.[（ 3.7－ 4.187－ 4.187）] 0.6169－0.06+338 ③
++ 4300，联立①②③得出：
1， 1， 1.58， 1.535。

1553.8×2091.1 3.249×
2136.7?460.6 3.12 9
1551.58?199.22 3.412
热面积
℃
∴
℃
∴
℃
∴
－ / 76.9－42.86/76.9 0.44＞，误差大，调整各的有效温度差，重复上述计算过程。

76.645×7.85／54.6 11℃
℃
℃
重复上述计算过程： 1460.6 1551.6 1207.5
由于要完成指定的任务所以不变，所以有以下的计算过程:
＝＝
＝＝
3%
重新求算各效溶液沸点
由于第三效溶液的沸点：冷凝器的压力和完成液的组成均不变所以有，17.3236+5.81+1 24.13℃
+ 85.33+29 114.33℃
第二效溶液的沸点：
114.33℃查表可知
164 2221.6
k－1 + m
K 1+0.142×0.18 1.02556
M 150.75×0.18×0.18―2.71×0.18 4.3965
0.02556×114.3+4.3965 7.32℃
―
164＋1.060×9.81×2.5／2 177 116.06℃ 114.3℃
116.06－114.3 1.76℃
1℃
114.3+10.08 124.38℃
第二效加热蒸汽的温度：
℃
由 140.38 ℃查表
＝－＝（k－1）+m
／ 374
查表 141℃
141－140.38 0.628℃
1℃
℃
则第一效液相沸点: +5.868 146.248℃℃
℃
℃
核算
热利 0.98－0.7（1%－10%） 0.9
0.966××2091.1／2148.7 0.94
热利用系数 0.98－0.7（1%－13%） 0.9 ] 0.938[（3.7-4.187）]
0.+214
热利用系数 0.98－0.7（3%－18%） 0. ]
0.952[（3.7－4.187－4.187）] 0.685－0.057+301
++ 4300
解得 1512.48 1098.8 967.46 1609
则各效传热量分别为：
2091.1×1609 3.36×
1512.48×2148.7 3.25×
2221.6×1098.8 2.4×
计算各效传热面积
＜
＜
，所以计算符合要求。

%余量S 56.47×（1+0.1） 62.117
将所有计算结果列入下表中：效次ⅠⅡⅢ冷凝器加热蒸汽温度，℃ 158.7 138.62 －操作压力，－20 溶液温度，℃
14 124.38 85.33 －完成液浓度12% 18% 32% －蒸发量1512.48 1098.8 967.46 －蒸汽消耗量－－－传热面积
56.42 57.5 －
第章蒸发器工艺尺寸的设计
中央循环管式蒸发器式蒸发器主体为加热室和分离室加热室由直立的加热管束组成管束中间为一根直径较大的中央循环管分离室是汽液分离的空间其主要结构尺寸包括：加热室和分离室的直径和高度，加热管和循环管的规格，长度及在花板上的排列方式等。

这些尺寸取决于工艺计算结果，主要是传热面积。

加管子长度的选择应根据溶液结垢的难易程度，溶液的起泡性和厂房的高度等因素来考虑。

易结垢和起泡沫溶液的蒸发宜采用短管。

本设计加热管选用φ38×2.5mm长为m。

当加热管的规格与长度确定后，可由下式初估所需管数n′：（3-1）
式中： S为蒸发器的传热面积，m2 ，由前面的工艺计算决定；
d0为加热管的外径，m；
L为加热管长度，m因加热管固定在管板上，考虑到管板厚度所占据的传热面积，计算n′时管长用L-0.1）m。

为完成传热任务所需的最小实际管数n只有在管板上排列加热管后才确定。

n′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。

截面积的% 计算，若以D1表示循环管内径，则:
（0.4～1）因而
对面积较小的蒸发器，应取较大的百分数。

按上式计算出D1后，应从管
规格表中选取管径相近的标准管，只要n与n′相差不大，循环管的规格可一次确定。

循环管的管长与加热管相等，循环管的表面积不计入传热面积。

Φ351×6mm的无缝不锈钢管。

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有正三角形，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1.25-1.5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，相应的管心距则为确定值。

管心距值见表3-1。

加热管外径d0，m 19 25 38 57 管心距t，mm 25 32 48 70
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nc
本设计采用正三角形排列加热管，即
nc 1.1 1.1× 1×38 38mm
t -1 +2 48× 13－1 +2×38 652mm
根据初估加热室内径值和容器公称直径系列，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。

n′壳体内径的标准尺寸列
壳体内径mm 400-700 800-1000 1100-1500 1600-2000 最小壁厚mm 8 10 12 14 根据表3-2列表,本设计选取加热室壳体内径为 mm，壁厚为10 mm。

分离室的直径和高度取决于分离室的体积，而分离室的体积又与二次蒸汽的
体积流量及蒸发体积的强度有关。

分离室体积V的计算公式为：m3 3-3
式中W－某效蒸发的二次蒸汽量kg/h；
ρ某二次蒸发的二次蒸汽密度kg/m3；
U蒸发体积强度m3/ m3??s ，一般允许值为1.1-1.5m/s根据由蒸发
工艺计算得到的各效二次蒸汽量，再选取适当的U值，即可得V。

但各效二次蒸
汽量，密度不同，按上式计算得到V值也不同，通常末效最大。

为方便计，各效
分离室可取一致，分离室估积宜取其中较大者。

各效蒸汽的密度见表3-3。

效次第I效第II效第III效二次蒸汽温度℃140.38
114.3 61.2 密度kg/m3 1.962 0.96 0.137 将各值代入上
述公式得：
U取1. m/s。

1.3m3。

分离室体积取其中较大者,V m3
分离室体积确定后，其高度H与直径D符合下列关系：V 3-4
确定高度与直径时应考虑以下原则
分离室的高度与直径之比H:D 1～2。

对中央循环管式蒸发器，其分离室高
一般不小于 1.8m，保证足够的雾沫分离高度。

分离室的直径也不能太小，否则
二次蒸汽流速过大将导致雾沫夹带现象严重
在件允许时，分离室直径应尽量与加热室相同，这样可使加热室结构简单，
制造方便
高度和直径都适于施工现场的安放
本设计选取H 1.8 分离室直径D 0.959m
H:D 1.876 介于1~2之间而且大于加热室直径满足要求。

3.2接管尺寸的确定
进出口
对于并流加料的三效蒸发,第一效溶液的流量最大,若各效设备采用统
一尺寸,应根据第一效溶液流量来确定接管。

管径的计算公式为： d 3-5
式中：为第一效溶液的体积流量；
u为溶液的流速（u ～m/s）考虑设计时进出口直径可取为一致。

取u m/s，kg/m3 则d mm，查表得出蒸发器溶液进出口管Φ42×3mm的。

若各效结构尺寸一致，则二次蒸汽体积流量应取各效中较大者，饱和蒸
汽适宜流速u ～m/s。

计算公式同溶液进出口计算公式一样，加热蒸汽进口取二
次蒸汽流速为u 0m/s：
508/h
1575.5/h
/s
加热蒸汽体积流量取其中较大者V 8020.4/s则d 188.35mm，加热蒸汽进
口管取Φ×6mm的。

二次蒸汽出口 /s
0.316/s
1.96/s
二次蒸汽出口:二次蒸汽体积流量取其中较大者,V /s，则d 176.6mm 二次蒸汽出口取Φ×5mm不锈钢无缝钢管。

由于冷凝水，冷凝水的排出属于自然流动， u 0.m/s,接管直径由各效加热蒸汽消耗量较大者确定。

则: d mm
冷凝水出口管取Φ×5mm的。

d u 4×6250×10＾6/3600
第4章蒸发装置辅助设备的设计
蒸发装置的辅助设备主要包括气液分离器，等辅助设备。

气液分离器蒸汽操作时，二次蒸汽中夹带大量的液体，虽在分离室得到初步分离，但是为了防止有用的产品损失或污染冷凝液，还需设置气液分离器，以使雾沫中的液体凝聚并与二次蒸汽分离，故气液分离器又称捕沫器或除沫器。

本设计使用惯性式除沫器。

惯性式除沫器的主要尺寸按下列关系确定：
1:1.5:2
H ，h （0.4～0.5）
式中－二次蒸汽的管径，m；
除沫器内管的直径，m；
除沫器外罩管的直径，m；
--除沫器的外壳直径，m H－除沫器的总高度，m；
h除沫器内管顶部与器顶的距离，m。

194mm
∴ 0.194m， 0.194m， 0.291m， 0.388m，H 0.338m，h 0.097m。

最终选定标准为Φ219×12mm不锈钢无缝钢管，Φmm不锈钢无缝钢管，
377×6.5mm不锈钢无缝钢管。

4．2蒸汽冷凝器
4．2．1冷凝器主要类型
蒸汽冷凝的作用是用冷凝水将二次蒸汽冷凝。

冷凝器分为直接冷凝器和间接冷凝器。

间接冷凝器价格昂贵，用水量大。

当二次蒸汽为水蒸汽不需要加收时，可采用直接接触式冷凝器。

直接接触式冷凝器的冷凝效果好，结构简单，操作方便，价格低廉，因此在本设计中选用直接接触式冷凝器。

直接接触式冷凝器有多孔板式，水帘式，填充塔式及水喷射式等。

水喷射式冷凝器的工作原理是冷凝水依靠泵加压后经喷嘴雾化使二次蒸汽冷凝，不凝汽也随冷凝水由排出管排出。

此过程产生真空，则不需要真空泵就可造成和保持系统的真空度，但单位二次蒸汽所需的冷凝水量大，二次蒸汽量过大时不宜采用。

各种形式蒸汽冷凝器的性能见表4-1。

项目形式多层多孔板车单层多孔板式水帘式填充塔式水喷射式水气接触面积大较小较大大最大压强降，a 1067-2000 小1333-3333较小大塔径范围大小均可不宜过大≤350mm ≤100mm 二次蒸汽量≤2t/h 结构与要求较简单简单较简单，安装有一定要求简单不简单，加工有一定要求水量较大较大较大较大最大孔易堵塞适于腐蚀性蒸汽计算式（4-1）
式中 W－冷凝水用量g/h；
D－冷凝蒸汽量g/h；
I－蒸汽的焓j/kg；
,－冷却水进出口温度℃；
－冷却水平均比热j/（g??℃）查℃时蒸汽的焓值I 26j/kg，
4.187 kj/（g??℃） 12℃， 25℃，D 967.46 kg/h。

∴ 4.4kg/h。

.2 喷射器结构尺寸计算
（1）喷嘴数n及喷嘴直径
通过一个喷嘴的水的流速为：Ψ
（4-2）
式中：工作水通过喷嘴的压强降，－水的密度，g/；
Ψ－流量系数，可取0.93～0.96喷嘴直径在水质清洁时可取5～8，
一般为12～22即可选定直径后，喷嘴个数的确定： 1000 kg/，Ψ 0.93 （300-21）
kPa， W kg/h， 1 Ψ 0.93× 21.97m/s。

，n 5 文氏管喉部直径kPa
水喷射气其他各部尺寸的选取范围
文氏管喉管长度（2～4）×22.6 67.8
文氏管收缩口直径（1.58～1.78）×22.6 36.16
文氏管收缩段长度（1.7～5.15）（）×（36.16－
文氏管收缩角度θ左右文氏管扩散段直径 1.78 1.78×22.6 40.228
文氏管扩散段长度（4～15）（～）－×10 176.28
文氏管扩散段角度θ 3°左右进水管直径与进蒸汽管直径可按一般原则计
算，但管内水流速不宜太高，否则电耗增大，当真空度在73～95a时，其最大流
速为70～120不等。

射流长度的决定
喷射水的射流长度，是指喷射嘴出口处到聚焦点的水柱长度。

该长度愈长，汽室就要愈高。

喷射冷凝器的射流长度与喷嘴直径关系大致如下：喷嘴直径，mm 喷射水流长度，mm 16～20
12～15
5～8 1500～2000
1200～1500
200～500 12mm，喷射水流长度为1300mm。

表5-3 除沫器尺寸
项目尺寸文氏管喉管长度文氏管收缩口直径文氏管收缩段长度4mm 文氏管收缩角度文氏管扩散段直径文氏管扩散段长度1文氏管扩散段角度3°
-
-。