KLAREX式蒸发浓缩装置

范文一：KLAREX式蒸发浓缩装置

可同时满足两台浓缩储灌的同时工作 ,六台 ,我们经一年的生境的污染。系统经改造后

( 真空储灌仅用三台水环真空泵每台泵的电产运行已经全部收回了投资 ,创造了经济效

) 机功率为 11 k W即可满足生产要求。这样益和社会效益。大大地减少了装机容量 ,另外经冷凝器出来

收稿日期 :2000 - 10 - 09 的冷却水收集到水回收池去 , 做为它用 , 减

L A R EX 式蒸发浓缩装置 K

蒸发浓缩装置的长期生产能力主要取决于加热器传热面上结垢的情况 ,由于结垢会千万造成生产能力降低 ,所以传热面上的结

垢常常用机械和化学的方法清除 ,这样的清除方法需要停止运行 , 或用替代设备运行。另外 ,清除结垢时会产生废液和固体废物 ,还要相当的劳动力和费用。

由于结垢造成的能力降低 ,使期生产能力降低数倍 ,设计时就需要比正常的大数倍 , 以维持正常的生产能力 ,虽然这样可以延长清洗间隔时间和清洗次数 ,但清洗仍然不可图 1 KL AR EX 热交换器的结构避免。

日本木村化工机械工程公司从荷兰由下部的液体储罐流出的粒子在粒子分离器 KL A R EX 公司引进了该公司开发的中进行液体和粒子的分离 ,粒子回落到下部。KL A R EX 热交换器从而解决了这个问题。 1 . 2 特征KL A R EX 热交换器1 由于粒子的流动 ,可以抑制传热管内部 KL A R EX 式热交换器不但可以代替单的结垢。粒子的流动不但可以机械地清除已纯的液一液 ,汽一液热交换器 ,也可以代替蒸经形成的结垢 ,实际上 ,它能够在一开始就抑发浓缩装置 ,蒸馏塔再沸器等多管式热交换制结垢的形成。器 ,还有可以代替解决结垢的表面搅拌式热由于粒子的流动 ,可以扰乱传热边界 ,从交换器。而获得较高的传热系数。传热管内液体的上 1 . 1 结构升速度为 0 . 5 , 0 . 7 m/ 秒时 , 粒子的速度为 KL A R EXA 热交换器的结构如图 1 。它 0 . 1 m/ 秒 , 粒子的流动受上升液体速度的影由多管式热交换器、粒子分离器、控制盘等构响 ,对管壁的影响很小。成 ,是一种流化床式热交换器。 KL A R EX 式蒸发装置2 在传热管内部有不锈钢或玻璃制成的直使用 KL A R EX 式热交换器的蒸发装置径为 1 . 5,3 . 0 mm 的粒子流动。循环的粒子

( )医药工程设计杂志 Phar maceutical Engineering Design 2000 ,21 6 ?245 ?

图 4 是 KL A R EX 式蒸发装置 ,由强制循

图 2 加热管内粒子的流动状况

图 4 KL AR EX 式蒸发装置的流程图称为 KL A R EX 蒸发装置。本文比较容易结

环式蒸发装置增加了粒子分离器 ,控制盘及垢液体使用 KL A R EX 蒸发装置和强制循环更多的配管。和强制蒸发式比较 ,由于设备式蒸发装置的区别。增加 ,设备的费用也增加 ,但是由于传热面上 2 . 1 强制循环式蒸发装置没有结垢生成 ,传热系数高 ,所以该装置的设

图 3 是强制循环式蒸发装置的流程图 ,计仍然有其优点。

式蒸发装置的优缺点KL A R EX 3

3 . 1 优点

() 1最大的优点是其它蒸发装置所没有

的耐结垢性。它适用于所有加热或冷却表面

上可能生成的各种结垢 ,包括结晶性的硬垢 ,

生物和食物上的软垢 ,蛋白质和纤维状的结

垢 ,其它的有机物和无机物。

() 2由于结垢 ,过程会受温度的限制 ,但

对于耐结垢性的设备 ,完全不存在温度限制。

从而可能使设备的温差大 ,传热面积小。图 3 强制循环式蒸发装置的流程图

它由加热器蒸发器和循环泵组成。蒸发浓缩 () 3为了解决结垢 ,在前期过程中常常先

时有结晶生成的蒸发过程常常用这类设备。除去会结垢的成分和固体成分 , 但用为了使液体的流动能够扰乱传热表面上结垢 KL A R EX 装置就可以省略 ,结垢成分和处理的生成 ,液体的流动速度在传热管内要达到液在一起 ,可以节省前期过程的处理。 1 . 5,2 . 5 m/ 秒。因此循环泵的容量要大 ,电 () 4节沲了为除去结垢所需的洗涤劳力。机的动力也要求大。但是这种方式总有结垢 () 5没有为洗涤下来所产生的废液。产生 ,所以仍然需要洗罐 ,只是清洗的周期比 3 . 2 缺点较长。 () 1必须要有粒子分离和分散的设备 ,所

()有设备费用比较高。下转第 257 页 2 . 2 KL A R EX 式蒸发装置

( )医药工程设计杂志 Phar maceutical Engineering Design 2000 ,21 6 ?257 ?

( ) , 和净化空调箱中不便安装臭氧发生器设备气中的氧分子 O在等离子体中反应。因 2

此较其他类型臭氧发生器工作电压低 ,降低也可以选择安放在 HVAC 系统所控制的洁了热趋势态 ,保持性能稳定 ,运行 3000 小时净区内任何一个具有送、回风口的洁净室内后臭氧发生量衰退小于 5 % ,有效寿命可达使用。利用净化循环风 , 将臭氧扩散到

6000 小时以上。HVAC 系统所控制的洁净区域。同样可以 5 净化室的臭氧消毒灭菌方案达到灭菌效果。

() () 1净化生产环境灭菌利用 HVAC 系统 2局部灭菌 : 制药业厂房的布局 ,根据使用 :根据洁净区的体积 ,选用 GJ F. GJ F - F 产品的生产工艺 ,设计有净化空气对外直排系列臭氧发生器 ,将主机设置在 HVAC 系统或只设有净化新风的进口 ,没有回风口的车的送、回风主管道中或净化空调箱中中效过间 ,如果仅采用内循环方案灭菌 ,这些地方便滤器后端的合适位置 ,电源控制系统置于机是薄弱环节。因此可将臭氧发生器放置在该房内。消毒时关闭新风进口和回风对外排放洁净室内 ,代替紫外线灯照射和化学熏蒸消阀门 ,使整个被消毒的洁净区空气通过净化毒 ,同样可以达到理想的灭菌效果。

() 系统风道形成内循环状态 ,每日作空气灭菌 3灭菌传递窗 : 制药、生物制品等行业只需开机 1 - 1 . 5 小时 ,替代化学药剂熏蒸大作为不同级别洁净室之间或洁净室与非洁净消毒及对物体表面、墙壁、地面和设备表面灭区之间的小型货物传递 ,对有污染的原辅材菌也只需开机 2 - 2 . 5 小时。此种方案的优料、包装材料、货物等在传递过程中短时间内点是 :在被消毒的车间里不增加任何消毒设达到消毒灭菌目的 ,可选用臭氧灭菌传递窗

替代普通的传递窗。备 ,即可达到规范标准要求 ,保持良好的工作

环境。

收稿日期 :2000 - 06 - 12 如果在 HVAC 系统的送、回风主管道中

()上接第 245 页

() ,饮料生产厂的蒸发浓缩 ,制纸和制蒸发深缩 2加热器是立式多管式热交换器 ,加上粒子

的分离和分散设备材工厂中白水的处理 ,设备的要求也比较高。 ,盐厂中饱和盐水的冷

() 3在粒子流动的水帄配管部分有磨耗却 ,海水的多段闪蒸处理 ,垃圾处理厂废水的

蒸发浓缩 ,制酒蒸馏残渣废液的蒸发浓缩。产生 ,所以把水帄配管部分要做成可替代型 ,

而传热表面的磨耗则不需要考虑。 4 . 2 新用途由于对容易生成结垢达到液

() 4由于泵的循环有物理的局限 ,所以流体非常有

效 ,所以可以考虑以下的用途。化床中液体的黏度不能超过 300cp 。

4 适用实例和新用途尿处理废液的蒸发浓缩 ,内酰胺水溶液

KL A R EX 热交换器自 80 年代初上市的蒸发浓缩 ,玉米浸泡废液的蒸发浓缩 ,制成后 ,在世界上有 10 个国家的六十台设备在运制材工业的黑液蒸发浓缩 , 其它在食品、纤行。在日本制酒蒸馏残渣废液的蒸发浓缩装维、化学、石油化工方面有结垢现象的过程 , 置已有二年运行的业绩 ,对结垢达到无维修从成本考虑 ,也可以代替再沸器等。在中试运行记录。装置中 , 处理为 300 kg/ 小时 , 蒸 4 . 1 适用实例发量 300 kg/ 小时 ,操作压力 60to rrr 。

() ( 袁文译自化学装置日. 1999 ; 10 : 76,78 沃联淀粉加工厂 , 废水加热。糖厂的废水加

)邦校絷热 ,鱼粉厂的油性液体加热 ,酒精生产中的

范文二：小型MVR蒸发实验装置

小型MVR蒸发实验装置

近年来，由于MVR的蒸发器，节能利用率比较高，所以得到越来越多用户的认可，下面我以硫酸铵废水为例，设计一套小型MVR蒸发装置。一、蒸发器选型简述

本设计方案针对含硫酸铵废水，采用MVR蒸发装置。该废水为含有硫酸铵的盐溶液，采用抗盐析、抗结疤堵管能力强的强制循环蒸发器。

由于含硫酸铵废水具有腐蚀性，长期运转考虑，与物料接触材质采用不锈钢316L,不与物料直接接触材质采用不锈钢304。

二、计算依据

计算条件参数

进料流量 ?/h 250

进料浓度 , 30

出料浓度 , 100

原料温度 ? 20

二次蒸汽压力 Mpa(表) -0.03(绝压70KPa) 二次蒸汽温度 ? 90

总蒸发量 Kg/h 175

三、主要工艺参数

MVR强制循环蒸发器

二次蒸汽压强Mpa(表) -0.03(绝压0.07MPa)

二次蒸汽温度 ? 90

二次蒸汽汽化热kJ /? 2283.1

蒸汽压缩机压缩比 1.95

压缩机出口压强Mpa(表) 0.046(绝压0.146MPa)

压缩机出口温度? 110

压缩机出口蒸汽 2232 汽化热kJ /?

溶液沸点? 98

有效温差? 12

进料溶液浓度 % 30

出料溶液液 % 100

蒸发量 ?/h 175

加热室换热面积 ? 25

四、工艺流程简介

4.1原液准备系统

含盐废水储存在吨桶内，满足废水蒸发处理设备的连续稳定运行。蒸发系统of work enthusiasm and forward-looking. The difficulties and problems of individual cadres indifferent masses as the buck passing, long, make some simple complex problems. Some cadres general talk about pay, do not take the initiative to undertake for the bitter and tired of the work, the lack of courage to play a positive attitude." corrective measures: (LED Leadership: Luo Mingjun, rectification time: before September 25th, insist for a long time) 1, effectively solve the enterprise less, help is not enough. In order to "turn style, solve problems, and do practical things, heart to heart" as the core, in accordance with the provisions of division of Labor Bureau, by the Bureau of Party members and cadres room composition the working group , to help enterprises solve problems, promote the construction of major projects; close ties with the masses, to ask for the people, ask for people to know the people, public opinion, the people, improve people's livelihood.

配备有进料计量泵，进料计量泵将含盐废水均匀输送至蒸发处理系统，调节好进料计量泵的频率保持原液提升量与蒸发量的平衡。

4.2 二次蒸汽及压缩蒸汽系统

经开始生蒸汽在加热室经过加热直至产生足量的二次蒸汽后关闭电加热器，强制循环蒸发器加热室产生的二次蒸汽经过蒸汽压缩机压缩后产生温度及压力都提高的压缩蒸汽。压缩蒸汽进入强制循环蒸发器的加热室进行加热。加热后的压缩蒸汽形成的冷凝水进入预热器对含盐废水进行预热。

4.3 盐浆系统

含盐废水经预热器加热后进入强制循环蒸发器，蒸发结晶后的盐浆自流进入收晶罐，收晶罐收集满晶体后，开启收晶罐下部阀门，盐浆进入离心机离心脱水。离心机母液回收至储液桶，准备再次蒸发。离心机出盐外运。 4.4事故及洗罐

系统工作出现事故及运转过程中洗罐时，首先停止进料，将蒸发设备中的母液排净。洗罐水用冷凝水储池的水，洗罐完毕后，将洗罐水排掉，初次洗罐水排入原液池，排空蒸发罐后，首先将部分母液通过原液泵进入蒸发罐，然后通过进料计量泵补充加入原液，使蒸发罐中的液位满足工艺要求。

五、MVR蒸发浓缩设备的参数:

表一:MVR蒸发浓缩设备参数

序号设备名称规格数量备注 2换热面积:25m

筒体规格:Φ450mm 强制循环蒸发器换热管规格:φ32×3000mm 1套 1 换热室换热管材质:不锈钢316L

壳程材质:不锈钢304

蒸发室直径700mm 强制循环蒸发器2 筒体规格:Φ700 H=2500mm 1套蒸发室材质:不锈钢316L

型号:IH125-100-200 3流量:90m/h

扬程:5.0m 3 强制循环泵 1台转速:980r/min

功率:5.5kw

过流部件:SUS316L

吸入口压强:-0.03Mpa (90?) 4 蒸汽压缩机 1台 3吸入口流量:9.8m/min

of work enthusiasm and forward-looking. The difficulties and problems of individual cadres indifferent masses as the buck passing, long, make some simple complex problems. Some cadres general talk about pay, do not take the initiative to undertake for the bitter and tired of the work, the lack of courage to play a positive attitude." corrective measures: (LED Leadership: Luo Mingjun, rectification time: before September 25th, insist for a long time) 1, effectively solve the enterprise less, help is not enough. In order to "turn style, solve problems, and do practical things, heart to heart" as the core, in accordance with the provisions of division of Labor Bureau, by the Bureau of Party members and cadres room composition the working group , to help enterprises solve problems, promote the construction of major projects; close ties with the masses, to ask for the people, ask for people to know the people, public opinion, the people, improve people's livelihood.

流量:420L/H

5 原料计量泵扬程:0.4MPa 1台

功率:0.55kw

规格:IH40,32,160 3流量:6.3m/h

扬程:32.0m

6 出盐泵转速:2900r/min 1台

功率:3.0kw

过流部件:不锈钢316L

配套双端面水冷机械密封

规格:Φ200*1000mm 7 旋流器 1台材质:不锈钢316L

8 沉盐器收晶罐直径600mm 1台

换热面积:0.5? 9 预热器 1套材质:不锈钢316L 310 原液罐容积:10m 1套

311 冷凝水罐容积:5.0m 1套

压力范围:-0.1-0.06Mpa 12 压力检测仪表 2套就地指标压力型

13 综合控制柜自动控制柜 1套

自动液位控制系含液位传感器、温度传感器、压14 1套统力传感器

表二:辅助配套设施参数

序号设备名称规格数量备注

蒸发设备水泥基座 1 设备基础配套占面积约:4m×2m(长×宽)

18131152670 2 博特环保兰工 3 电线电缆国标 1套 4 管道管道材质为不锈钢316L 1套 5 保温岩棉保温外加镀锌铁皮包装 1套

单台加热管功率:1kw 6 起动加热系统 8套外壳材质:不锈钢316L

7 操作平台炭钢防腐材质 1套

范文三：MVR蒸发结晶装置设计

MVR蒸发结晶装置设计

1. 进料情况:

33进料量30 m/h，固含量10%以上，蒸发量26.6 m/h。

水质情况表

-N 排放正常水量氯离子最大盐含量 COD NH3序号外排水来源方式 mg/L mg/L mg/L mg/L m?/h

1 高盐净水处理线连续 6 ?22000 ?100000 ?80 ?50 2 高盐污水处理线连续 7.5 ?8500 ?100000 ?150 ?250 2. MVR蒸发结晶装置设计指标

包装盐的含水率保证值小于1%wt，期望值小于0.5%wt。

3. 工艺流程描述:

降膜蒸发器、强制循环蒸发器、结晶分离器、泵本工艺主要由板式换热器、

组及电控组成。由强制循环蒸发器对物料完成蒸发工序，浓缩后的晶浆经过离心机后可得到结晶。

电气与自动控制由传感器、执行机构、配电柜、变频柜、控制柜组成。配电柜内安装有总电源开关、电度表、变频器、泵电源控制电机保护装置对现场电机进行控制和保护。自动控制柜安装有DCS主机、离散量I/O模块、模拟量I/O模块、接线模块、中间继电器、开关电源等与现场传感器、电机、执行机构通过电缆连接对系统工艺参数进行显示、记录、控制。工业电脑采用动画显示工艺流程图和各项工艺参数。通过鼠标和键盘对系统进行直观的操作和自动控制。具体工艺流程:博特环保(133-6384-0665)

1、流量为30T/h的原料液通过进料泵加压进入系统，进料经过电磁流量计计量后把电信号传送给DCS，DCS根据操作人设定的流量调节进料泵转速使进料量恒定在设定值。

2、进料经过板式换热器与冷凝水换热使原料温度升高后进入蒸发器。 3、溶液从降膜蒸发器的顶部进入，通过布液器形成均匀的液膜，在换热管管程自上而下自然流动。液膜在壳程蒸汽加热作用下产生蒸发，使液体在换热管内壁即使流动时间很短也能产生较大的蒸发量。物料被浓缩后与蒸汽一同从换热管下口流出，浓缩液夹带二次蒸汽进入降膜分离器进行气液分离。

4、降膜分离器中二次蒸汽通过专用除沫器滤除大部分雾沫液滴，纯净的二次蒸汽通过压缩机压缩后温度上升。被压缩后的高温二次蒸汽作为热源回到降膜蒸发器与强制循环蒸发器壳程，继续蒸发工序。

5、压缩机工作中产生的壳内冷凝水通过疏水阀送入冷凝水泵进口管路，随冷凝水一同排出系统。

6、经过压缩后的饱和蒸汽输送到降膜蒸发器的壳程用作加热蒸汽，压缩蒸汽在换热管外与物料换热，将热量传递给物料使物料不断蒸发，蒸汽被冷凝为冷凝水汇集到冷凝水罐中然后经过冷凝水泵加压排出，冷凝水罐上的液位传感器把液位信号传送到DCS，通过DCS控制冷凝水泵的电机工作频率控制泵出流量，把液位恒定在设定值。冷凝水流量和压力通过流量计和压力表进行指示监控。 7、为了适应结晶蒸发过程，本系统采用MVR强制循环蒸发系统，强制循环蒸发器由换热器、强制循环泵、结晶分离器组成。物料在换热器的管程中被壳程蒸汽加热温度升高，在强制循环泵的推动下进入结晶分离器后压力降低溶液产生闪蒸，生产的二次蒸汽在分离器中上升从蒸汽管路排出，物料产生过饱和使晶核成长，当晶核成长到较大晶体时沉降到结晶分离器底部。达到设计浓度后的浓缩液通过晶浆泵输出系统。

8、强制循环蒸发器蒸发产生的二次蒸汽经过压缩机压缩后打进强制循环蒸发器的壳程。

9、经过压缩后的饱和蒸汽输送到强制循环蒸发器的壳程用作加热蒸汽，压缩蒸汽在换热管外与物料换热使物料不断蒸发，蒸汽被冷凝为冷凝水汇集到冷凝水罐中然后经过活性炭吸附脱色后可排出系统，冷凝水罐上的液位传感器把液位信号传送到DCS，通过DCS控制冷凝水泵的电机工作频率控制泵出流量，把液位恒定在设定值。冷凝水流量和压力通过流量计和压力表进行指示监控。 10、工艺流程中各工艺条件均设有现场显示或参数变送器，由DCS集中控制，通过工控机的组态软件进行监视、报警和自动控制。

11、用户可根据现场废热蒸汽的压力及流量选择处理工艺，当夏天蒸汽量与压力足够，则可切换为双效蒸发，当冬天蒸汽量与压力不足时，则可切换为MVR蒸发

编写:兰工13613215543

范文四：三效蒸发装置设计

化工原理课程设计 ––––– 三效蒸发装置设计

班级 : 高 073(杏)

姓名 : 韩彪

指导老师 : 朱国华

化工原理课程设计任务书设计题目:三效标准(外加热)式蒸发器的设计

原始数据:

1、处理量(kg/h) :3500

2、初始温度( C ) :20

3、初始浓度(%) :10

4、完成液浓度(%) :45

工艺特点:

1、并流操作;

2、进料温度;

3、抽出额外蒸汽量:E1=0; E2=0;

4、加热蒸汽压强(kg/cm2绝压) 6

5、末效真空度(mmHg 表压) 620

设计内容:

1、蒸发器的工艺计算和结构设计

2、混合冷凝器的设计或选型

3、预热器的设计或选型

4、泵的设计或选型

设计要求:

1、画一张详细(最好带控制点的)工艺流程图

2、编写一份规范的设计说明书

第一章蒸发装置的设计 ………………………………………………………… ( 1 ) 第一节设计方案简介………………………………………………………… ( 2 )

第二章工艺流程草图及说明 …………………………………………………… ( 4 ) 第三章工艺计算及主体结构计算 ……………………………………………… ( 5 ) 第一节多效蒸发的工艺计算………………………………………………… ( 5 )

第二节蒸发器的主要结构尺寸计算 ……………………………………………… ( 14 ) 第四章蒸发装置的辅助设备 …………………………………………………… ( 19 ) 第五章主要设备强度计算及校核 ……………………………………………… ( 22 ) 第六章设计一览表及总结 ……………………………………………………… ( 23 ) 参考文献 …………………………………………………………………………………… ( 25 )

第一章蒸发装置的设计

本章符号说明

英文字母希腊字母

c — 比热容, kJ/(㎏·℃ ) ; — 对流传热系数, W/(m2·℃ ) ;

d — 管径 , m;

— 温度差损失,℃; D — 直径 , m;

— 有限差值; D — 加热蒸汽消耗量 , kg/h;

— 误差; e — 单位蒸汽消耗量 , kg/kg; — 热损失系数; f — 校正系数; — 阻力系数; F — 进料量 , kg/h; — 导热系数, W/(m·℃ ) ; g — 重力加速度 , m/s2; — 黏度, Pa ·s ;

h — 高度 , m; — 密度, kg/ m3;

H — 高度 , m; — 总和; k — 杜林线的斜率; — 系数。

K — 总传热系数 , W/(m2·℃ ) ; 下标

L — 液面高度, m ; 1、 2、 3 — 效数的序号; L — 淋水板间距 , m; 0 — 进料量;

n — 效数; A — 仅考虑溶液蒸汽压降低; n — 管数; i — 内侧的; n — 第 n 效,效数序号; K — 冷凝器的; p — 压强 , Pa; L — 溶液的; q — 热通量 , W/ m2; m — 平均; Q — 传热速度 , W; o — 外侧的; r — 汽化热 , kJ/㎏; p — 压强; R — 热阻 , m2·℃ /W; s — 污垢的;

S — 传热面积 , m2;

s — 秒;

t — 溶液的沸点 , ℃; V — 蒸汽的;

t — 管心距 , m; W — 水的; T — 蒸汽的温度 , ℃; w — 壁面的。

u — 流速 , m/s; 上标

U — 蒸发强度 , kg/( m2·h) ; △′— 二次蒸汽的;

V — 体积流量 , m3/s; △′— 因溶液蒸汽压下降而引起的; W — 蒸发量 , kg/h; △ ″ — 因液柱静压强而引起的; W — 质量流量 , kg/s; x — 溶液的质量分数

αηηελμρ??∑?

第一节设计方案简介

蒸发操作是将含有不挥发溶质的溶液加热沸腾,将其中的挥发性溶剂部分溶化,目的主要是获得浓缩的溶液, 有时也为得到纯净的溶剂。蒸发装置的设计任务是:确定蒸发的操作条件、蒸发器的形式及蒸发流程;进行工艺计算,确定蒸发器的传热面积及结构尺寸。

一、蒸发器的类型与选择

随着工业技术的发展,新型蒸发器不断出现。在工业中常用的间接加热蒸发器分为循环型和单程型两大类。循环型的蒸发器中有中央循环管式、悬筐式、外加热式、列文式及强制循环式等,单程型的蒸发器有升膜式、降膜式、升—降膜式及刮板式等。本次实验主要探讨外加热式循环蒸发器,其结构特点和适用的场合如表 1-1所示。

表 1-1 外加热蒸发器的结构特点与性能

趋势大致有如下几个方面。

(一)开发新型、高效蒸发器

新型、高效蒸发器的研究开发有如下途径:

1、研制设备更加紧凑, 提高液体速度, 增加液膜湍动, 缩短料液在设备中停留时间胡高效、节能型蒸发器。 2、通过改进加热表面形状来提高加热效果。 3、在蒸发器中插入不同形式的湍流元件,可使沸腾液体侧的对流传热系数提高 50%以上。 4、不同结构蒸发器的组合,如长管降膜——短管自然循环组合式蒸发器,不但提高了传热速率,而且减缓胃结垢速率。

(二)蒸发与其他单元操作相结合

将蒸发与其他化工单元操作结合,构成集成式的工艺流程,如蒸发干燥、蒸发分馏、蒸发结晶等。其中最具代表性胡是强制循环蒸发结晶器及奥斯陆型蒸发结晶器,可在一个系统同时完成加热、蒸发及结晶等过程。

(三)蒸发器传热的强化及防除垢技术

蒸发器传热的强化及防除垢技术是科研工作者关注的课题之一。目前研究成果有:1、在蒸发器内插入多种形式的湍流元件,通过改变加热表面形状或其他增加液膜湍动措施来强化传热,并减缓结垢; 2、通过改变料液性质来提高传热效果,如加入适当的表面活性剂可使总传热系数成倍提高;加入适当阻垢剂,则可抑制结垢; 3、气——液——固三相流化床蒸发器在蒸发中的防除垢及强化传热效果十分显著,具有高效、多功能、易操作等一系列优点。

面对种类繁多的蒸发器,选用时主要应考虑如下原则:

(1) 要有较高的传热系数,能满足生产工艺的要求。

(2) 生产能力较大。

(3) 构造简单,操作维修方便。

(4) 能适应所蒸发物料的工艺特性。

蒸发物料的物理、化学性质常常使一些传热系数高的蒸发器在使用上受到限制。因此,在选型时,能否适应所蒸发物料的工艺特性,是首要考虑的因素。

蒸发物料的工艺特性包括粘度、热敏性、结垢、有无结晶析出、发泡性及腐蚀性等。 (1) 对于粘度大的物料不适宜选择自然循环型,选用强制循环型或降膜式蒸发器为宜。通常,自然循环型适用的粘度范围为 0.01~0.1Pa.s。

(2) 对于热敏性物料应选用停留时间短的各种膜式蒸发器设备,且常用真空操作以降低料液的沸点和受热程度。

(3) 对易结垢的料液,宜选取管内流速大的强制循环蒸发器。

(4) 有结晶析出的物料,一般应采用管外沸腾型蒸发器,如强制循环式、外加热式等。

(5) 对易发泡的物料,可采用升膜式蒸发器,高速的二次蒸汽具有破泡作用;强制循环式及外加热式具有较大的料液速度,能抑制气泡生长,可采用。对发泡严重的物料, 可加入微量的消泡剂。

(6) 对处理腐蚀性物料的蒸发器,应选用耐腐蚀的材料,如不透性石墨及合金材料等。二、多效蒸发的效数与流程

(一)效数的确定

利用多效蒸发的目的,是为了充分利用热能,即通过蒸发过程中二次蒸汽的再利用,以减少生蒸汽的消耗,从而提高了蒸发装置的经济性。表 1-2为不同效数蒸发装置的蒸汽消耗量, 其中实际蒸汽消耗量包括蒸发装置的各项热量损失。

和技术因素的限制。

经济上的限制是指效数超过一定值时经济上不合理。在多效蒸发器中,随着效数的增加, 总蒸发量相同时所需的生蒸汽量减少,使操作费用降低,但效数越多,设备费用越多。而且随着效数的增加,所节约的生蒸汽量越来越少。从表 1-2中可明显看出,从单效改为双效生蒸汽节约 93%,但由四效改为五效仅节约生蒸汽 10%。所以不能无限制地增加效数,最适宜的效数应使设备费和操作费总和为最小。

技术上的限制效数过多,蒸发操作将难以进行。一般工业生产中加热蒸汽压强和冷凝器的

真空度都有一定限制,因此,在一定操作条件下,蒸发器的理论总温度差为一定值。当效数增多时,由于各效温差损失之和的增加,使总有效温差减少,分配到各效的有效温差将会小至无法保证各效发证正常的沸腾状态,蒸发操作将难以进行。

在蒸发操作中,为保证传热的正常进行,根据经验,每一效的温度差不能小于 5~7℃ 。通常,对于电解质溶液,采用 2~3效,对于非电解质溶液,如有机溶剂等,其沸点升高较小, 可取 4~6效。本实验主要选取三效来进行研究。

(二)流程的选择

多效蒸发的操作流程根据加热蒸汽与液料的流向不同,可分为并流、逆流、平流及错流四种。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,应尽量利用低温的热源,如蒸汽冷凝液的利用及二次蒸汽的压缩再利用等。

第二章工艺流程草图及说明

本次实验主要研究并流加料方式。其流程及优缺点如表 1-3。表 1-3 三效蒸发加料方式的流程及优缺点

第三章工艺计算及主体结构计算

第一节多效蒸发的工艺计算

多效蒸发工艺计算的主要依据是物料衡算、热量衡算及传热速率方程。计算的主要项目有:加热蒸发(生蒸汽)的消耗量、各效溶剂蒸发量以及各效的传热面积。计算的已知参数有:料液的流量、温度和浓度,最终完成液的浓度,加热蒸汽的压强和冷凝器中的压强等。

(一) 蒸发器的设计步骤

多效蒸发的计算一般采用迭代计算法 (1) 根据工艺要求及溶液的性质, 确定蒸发的操作条件 (如加热蒸汽压强及冷凝器压强) 、

章法其的形式、流程和效数。

(2) 根据生产经验数据,初步估计各效蒸发量和各效完成液的组成。

(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。若求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,重复步骤(3)至(5) ,直到所求得的各效传热面积相等(或满足预先给出的精度要求)为止。

(二) 蒸发器的计算方法

下面以三效并流加料的蒸发装置为例介绍多效蒸发的计算方法。 1. 估值各效蒸发量和完成液组成

总蒸发量 (1-1)

在蒸发过程中,总蒸发量为各效蒸发量之和

W = W1 + W2 + … + Wn (1-2) 任何一效中料液的组成为

(1-3) 一般情况下,各效蒸发量可按总政发来那个的平均值估算,即

(1-4)

对于并流操作的多效蒸发,因有自蒸发现象,课按如下比例进行估计。例如,三效蒸发 W1:W2:W3=1:1.1:1.2 (1-5)

以上各式中 W — 总蒸发量, kg/h;

W 1, W 2 , … , W n — 各效的蒸发量, kg/h; F — 原料液流量, kg/h;

x 0, x1, … , xn — 原料液及各效完成液的组成,质量分数。 2. 估值各效溶液沸点及有效总温度差

欲求各效沸点温度,需假定压强,一般加热蒸汽压强和冷凝器中的压强(或末效压强)是给定的,其他各效压强可按各效间蒸汽压强降相等的假设来确定。即

(1-6) 式中

— 各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差, Pa ; ) 11

0x x

F W -=(n W W i =

i W W W F Fx x ---=

210n

p p p k '-=

?1p ?

— 第一效加热蒸汽的压强, Pa ;

— 末效冷凝器中的二次蒸汽的压强, Pa 。多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算:

(1-7)

式中 — 有效总温度差,为各效有效温度差之和,℃;

— 第一效加热蒸汽的温度,℃; — 冷凝器操作压强下二次蒸汽的饱和温度,℃;

— 总的温度差损失,为各效温度差损失之和,℃。 (1-8)

式中

— 由于溶液的蒸汽压下降而引起的温度差损失,℃;

— 由于蒸发器中溶液的静压强而引起的温度差损失,℃;

— 由于管路流体阻力产生压强降而引起的温度差损失,℃。关于、

和的求法,分别介绍如下: (1)由于溶液蒸汽压下降多引起的温度差损失

可用校正系数法和杜林规则求得。校正系数法: (1-9)

式中

— 常压下由于溶液蒸汽压下降引起的温度差损失,℃; 某些溶液在常压下的沸点

值可从手册差得;

— 校正系数,量纲为一。

一般取 (1-10)

式中

— 操作压强下水的沸点,亦即二次蒸汽的饱和温度,℃;

— 操作压强下二次蒸汽的汽化热, kJ/kg. 杜林规则:某种溶液的沸点和相同压强下标准液体(一般为水)的沸点呈线性关系。在以水的沸点为横坐标,该溶液的沸点为纵坐标并以溶液的组成为参数的直角坐标图上,可得一组直线,称为杜林直线。利用杜林线图,可根据溶液的组成及世纪压强下水的沸点查出相同压强

下溶液的沸点,从而得出

值。根据杜林规则也可计算液体在各种压强下沸点的近似值。此法的依据是:某液体在两种不

同压强下两沸点之差

与水同样压强下两沸点之差 ,其比值为一常数,即

求得 k 值,其他任一压强下的沸点

就可由下式求得,即 (1-11)

所以不用杜林线图也可计算出溶液的

值。 (2)由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失

某些蒸汽器在操作室,器内溶液需维持一定的液位,因而蒸发器中溶液内部的压强大于液面的压强,致使溶液内部的沸点较液面

处高,二者之差即为因溶液静压强引起的温度差损失

。为简便起见,溶液内部的沸点可按液面和底层的平均压强来查取。平均压强近似按静力学方程估算:

(1-12)

1p k p '∑∑?-'-=?) (1k T T t ∑?t 1T k T '∑?∑∑∑∑?'''+?''+?'=??'?''?'''?'?''?'''?'?'0?'=?'f 0?'f A t 21) 273(. 0r T f '+'=1T 'r '?'21A A t t -21B B t t -k t t t t B B A A =--2

1A t ') (11B B A A t t k t t '--='?'?''?''2gL p p m ρ+

式中

— 蒸发器中液面和底部间的平均压强, Pa ;

— 二次蒸汽的压强,即液面处的压强, Pa ;

— 溶液的平均密度, kg/ m3;

— 液层高度, m ;

— 重力加速度, m/ s2。 (1-13)

式中

— 根据平局压强求得水的沸点,℃;

— 根据二次蒸汽压强求得水的沸点,℃。由于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中, 末效以前各效的二

次蒸汽流到次一效的加热室的过程中,由于管道阻力使其压强降低,蒸汽的饱和温度也相应降

低,由此而引起的温度插损失即为

。根据经验,取各效间因管道阻力引起的温度差损失为 1℃ .

根据已估算的各效二次蒸汽压强

及温度差损失 ,即可由下式估算各效溶液的沸点 t 。 (1-14) 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算式为

(1-15)

由式(1-15)可求得第 I 效的蒸发量

。若在焓衡算式中计入溶液的浓缩热及蒸发器的热损失,尚需考虑热利用系数。一般溶液的蒸发 ,可取为 0.98-0, 7 (式中

为溶液的组成变化,以质量分数表示) 。

(1-16)

式中

— 第 i 效的加热蒸汽量, kg/h,当无额外蒸汽抽出时, ;

— 第 i 效加热蒸汽的汽化热, kJ/kg;

— 第 i 效二次蒸汽的汽化热, kJ/kg; — 原料液的比热容, kJ/(kg ·℃) ; — 水的比热容, kJ/(kg ·℃) ;

、 — 第 i 效及第(i -1)效溶液的沸点,℃;

— 第 i 效的热利用系数,量纲为一。对于加热蒸汽(生蒸汽)的消耗量,可列出各效焓衡算式并与式(1-2)联解而求得。 4. 蒸发器的传热面积和有效温度差在各效中的分配任一效的传热速率方程为

(1-17) 式中

— 第 i 效的传热速率, W ;

— 第 i 效的传热系数, W ;

— 第 i 效的传热面积, m 2;

— 第 i 效的传热温度差,℃。有效温度分配的目的是为了求取蒸发的传热面积

,现以三效为例,即

(1-18) m p p 'ρL g p

pm t t -=?''pm t p t m p p '?'''?'''p '??''+?'+'=T t i i i i PW i PW PW PO i i i r W t t c W c W c W Fc r D Q '+-----=--) )((1121 ??

???????--'-----+'=r t t W W W F r r D W i i c i c c c i i i i i P W P W P W P O 1121) ( ηi W ηηx ?x ?i D i r i r 'PO c PW c i t 1-i t i η?''+?'+'=T t i i i t S K Q ?=i i Q i K i S i t ?i S 1

11t K Q S i ?=

22t K Q S i ?=

式中 (1-19)

(1-20)

在多效蒸发中,为了便于制造和安装,通常采用各效传热面积相等的蒸发器,即

若由式(1-18)求得的传热面积不相等,应依据各效面积的原则重新分配各效的有效温度差。方法如下:

设以

表示各效面相等时的有效温度差,则 , , (1-21) 与(1-18)式相比可得

, , (1-22) 将式(1-22

或 (1-23)

式中 — 各效的有效温度差之和,称为有效总温度差,℃。

由式(1-23)求得传热面积 S 后,即可由式(1-22)重新分配各效的有效温度差。重复上述步骤,直至求得的各效传热面积相等,该面积即为所求。 5. 传热系数 K 的确定

目前在蒸发器的设计中,传热系数 K 值大多根据实测数据或生产经验值来选定,选用时应注意连着条件的相似。本书附录中列出了几种不同类型蒸发器的 K 值的范围, 可供设计时参考。 K 值也可通过计算求出,基于外表面积的总传热系数 K 0D 的计算式如下:

(1-24) 式中、 — 管外蒸汽冷凝传热系数与管内液体沸腾传热系数, W/(m2·℃ ) ;

、 — m 2

·℃ / W ; — W/(m2·℃ ) ; — m ; 、

、 — m。计算 K 0值主要在于求取管内溶液的沸腾传热系数。该值受溶液的性质、蒸发器的类型、

沸腾传热的形式以及蒸发操作的条件等许多因素的影响。因此,一般沸腾传热膜系数关联式的准确度较差。极端式可参阅有段手册。

33t K Q S i ?=

111r D Q =111r W Q '=211r W Q '=11t T t -=?2122t T t T t -'=-=?32333t T t T t -'=-=?S S S S ===321t '?S K Q t 111='?S K Q t 222='?S K Q t 333=

'?111t S S t ?='?222t ?='?S S t 3

33t S

S t ?='?33

2211321t t S

S t S S t S S t t t ?+?+?='?+'?+'?=?∑??+?+?=t t S t S t S S 332211∑?t i

i i si m SO d d d d R d d b R K αλα0000011+

+++=

0αi

αso R si R λb 0d m d i d 0α

(三)设计计算

1.估算各效蒸发量和完成液组成

总蒸发量

因并流加料,蒸发系统中无额外蒸汽引出,可设 W 1:W 2:W 3=1:1.1:1.2

而

解得

2. 估算各效溶液的沸点和有效总温度差设各效间压强降相等,则总压强差为

kPa

各效间的平均压强差为、由各效的压强差可求得各效蒸发室的压强,即

由各效的二次蒸汽压强,从手册中差得相应的二次蒸汽温度和汽化热列于下表中。

(1)各效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 kg/h272245

. 01

. 013500) 130=-=-=) ((x x F W W13. 3321=++=W W W W h /kg 8253

. 327221==W h /kg 5. 9078251. 12=?=W h /kg 9908252. 13=?=W 1308

. 0825

350010

. 03500101=-?=-=

W F Fx x 1980

. 05. 907825350010

. 035002102=--?=--=

W W F Fx x 4501. 03=x 569835891=-='-=?∑k p p p kPa

p p i 1903

569

3==?=?∑kPa

p p p i 39811=?-='kPa

p p p i 208212=?-='kPa

p p k 183='='/i T '?'

压强下水的沸点)和各效完成液的组成

,由 NaOH 水溶液的杜林线图查得各效溶液的沸点分别为

℃ ℃

℃ 则各效由于溶液蒸汽压下降所引起的温度差损失为

℃ ℃

℃

所以 ℃

各效由于溶液静压强所引起的温度差损失

根据

故

根据各效溶液的平均压强,由手册查得对应的饱和温度为

℃

℃ ℃ 所以 ℃ ℃ ℃ ℃

(3)由于不计流体阻力产生压强降所引起的温度差损失则 ℃,故各效总的温度差损失为

℃

(4)各效溶液的沸点和有效总温度差溶液的沸点为

℃ ℃ ℃

有效总温度差由手册查得压强为 589kPa 时蒸汽的饱和温度为 157.7 ℃,汽化热为 2101.2kJ/kg,所以 ℃

3. 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算

i x 1A t 1461=A t 1322=A t 593=A t 8. 22. 143146111=-='-=?'T t A 7. 13. 130132212=-='-=?'T t A 15859333=-='-=?'T t A 5. 517. 18. 2=++=?'∑2

p p m ρ+

'=kPa p m 4291022

81. 911203983

1=???+=kPa p m 29310

81. 912902803

2=???+=kPa p m 3110

81. 91330183

3=???+

=6. 1451='pm T 3. 1322='pm T 1. 673='pm T 4. 22. 1436. 145111=-='-'=?''T T pm 0. 23. 1303. 132222=-='-'=?''T T pm 1. 9581. 67333=-='-'=?''T T pm 4. 131. 90. 24. 2=++=?''∑0∑=?'''9. 184. 135. 5=+=?'''+?''+?'=?∑∑∑∑i i i T t ?+'=2. 54. 28. 2111=+=?''+?'=?7. 30. 27. 1222=+=?''+?'=?1. 101. 90. 1333=+=?''+?'=?4. 1482. 52. 1431=+=t 0. 1347. 33. 1302=+=t 1. 681. 10583=+=t ∑∑?

-'-=?) (1K T T t 8. 809. 18) 587. 157(=--=?∑t

第一效的焓衡算式为: 因沸点进料,故。为考虑 NaOH 水溶液浓缩热的影响,热利用系数

取为所以

(a ) 同理,第二效的热衡算式为

所以

1 (b )

同理,第三效的热衡算式为

(c )

又 (d )

联立式(a ) 、 (b ) 、 (c ) 、 (d ) ,解得

4. 估算蒸发器的传热面积

℃

℃ ??

???????

?'-+'=11011111r t t Fc r r D W PO η10t t =1η9625

. 010. 0125. 07. 098. 01=--=) (η1

119485. 05. 21381. 20949625. 0D D W =?=??

??????

'--+'=221122122) (r t t c W Fc r r W W PW PO η9457

. 0125. 0174. 07. 098. 02=--=) (η??

??????--?+=6. 22456. 1249. 148) 187. 477. 33500(6. 22455. 21389457. 0112W W 632

. 44905. 01+=W ??

??????'---+'=3322133233) (r t t c W c W Fc r r W W PW PW PO η746. 0115. 045. 07. 098. 03=--=) (

η??

?????

---?+=22709. 1440. 159) 187. 4187. 477. 33500(22702198746. 02123W W W 39

. 77019. 0753. 0019. 0019. 039. 77722. 012212+-=--+=W W W W W 3111321=++=W W W W h

kg W /11801=h kg W /11322=h kg W /7503=h kg D /12441=i

i i i t K Q S ?=

r D Q 631111070. 03600/102. 21011196?=??==3. 94. 1487. 157111=-=-=?t T t 2

18. 413

. 918001070. 0m S =??=W r W Q 631121099. 03600/1021321134?=??='=2. 90. 1342. 14321222=-=-'=-=?t T t T t 2

27. 892. 912001099. 0m S =??=W

r W Q 632231065. 03600/1021981071?=??='=2. 621. 683. 13032333=-=-'=-=?t T t T t

误差为 ,误差较大。故应调整各效的有效温度差,重复上述计算步骤。

5. 重新分配各效的有效温度差

重新分配有效温度差,得

℃

6. 重复上述计算步骤

(1)由所求得的各效蒸汽量,求各效溶液的组成,它们分别为

(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,故末效溶液的沸点仍为 144.9℃,而

℃,则第三效加热蒸汽温度(即第二效二次蒸汽温度)为

℃ 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可视为不变,故第二效溶液的沸点

为

℃ 同理,

,而 ℃ ℃ 由 ℃及 ,查杜林线图,得

℃ 则

℃ 说明溶液的各种温度差损失变化不大,不必重新计算,故有效总温度差仍为 ℃

34. 172

. 626001065. 0m

S =??=81

. 04. 894. 1711max min =-=-S S 2

33221145. 287. 802

. 624. 172. 97. 893. 98. 41m t

t S t S t S S =?+?+?=??+?+?=7. 133. 945

. 288. 41111=?=?='?t S S t 3. 293. 945

. 287. 89222=?=?='?t S S t 0. 382. 6245

. 284. 17333=?=?='?t S S t 1479

. 01134350010. 03500101=-?=-=W F Fx x 2702

. 010711134350010. 035002102=--?=--=W W F Fx x 8974. 03=x 3t 0. 383='?t 1. 1060. 381. 683323=+='?+='=t t T T 1. 1062='T 2702. 02=x 1282=A t 1300. 21282=+=t 1302=t 3. 292='?t 3. 1593. 291302212=+='?+='=t t T T 2. 1431='T 1479. 01=x 1461=A t 4. 1484. 21461=+=t ∑=?7. 80t ?''

℃ ℃ ℃

第一效 (a )

第二效

(b )

第三效

(c )

(d )

联立(a ) 、 (b ) 、 (c ) 、 (d ) ,解得

、

与第一次热量衡算所得结果 ,

, 3. 1591='T kg kJ r /6. 22241='1. 1062='T kg

kJ r /3. 22562='583='T kg

kJ r /5. 23713='9465

. 010. 01479. 07. 098. 01=--=) (η1

118939. 06

. 222421019465. 0D D W ==8957

. 01497. 02702. 07. 098. 02=--=) (η??????--?+=3. 22561304. 148187. 477. 335003. 22566. 22248957. 0112(W W W 38

. 968525. 01+=W 5710. 02702. 08974. 07. 098. 03=--=) (η??????---?+=5. 23711. 68130187. 4187. 477. 335005. 23713. 22565701. 02113(W W W W 35

. 1960623. 04801. 021+-=W W 3111

321=++=W W W W h

kg W /12391=h

kg W /11532=h

kg W /7193=h

kg D /8861=h kg W /11801=h kg W /11322=

比较,其相对误差如下

05. 0=-

02. 0=-

04. 0719

750

相对误差均小于 0.05, 故计算的各效蒸发量 W 结果合理。其各效溶液浓度无明显变化, 不必再算。

(4)计算蒸发器的传热面积

Q1 = D1r 1 = 886×2101.2×103/3600 = 0.51×106 w △ t 1′ = 13.7℃

S1 = 7

. 1318001051. 06

?? = 20.7 m2

Q2 = w1r 1, = 1153×2224.6×103/3600 = 0.71×106 w △ t 2, = 29.3℃

S 2 =3

. 2912001071. 06

?? = 20.2m2

Q 3 = w2r 2′ = 719×2256.3×103/3600 =0.45×106 w △ t 3, =38.0 ℃

S3 =0

. 386001045. 06

?? = 19.7 m2

误差 1 -

max

min S S = 1 -7. 207

. 19= 0.048< 0.05,试差结果合理,取平均面积="" s="20.2">

h kg W /7503=

第二节蒸发器的主要结构尺寸计算

下面以中央循环管式蒸发器为例介绍蒸发器主要结构尺寸的设计极端方法。

蒸发器主体为加热室和分离室。加热室由直立的结热管束所组成,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。蒸发器的主要结构尺寸包括:加热室和分离室的直径及高度;加热管与循环管的规格、长度及在花板上的排列方式等。这些尺寸的确定取决于工艺计算结果,主要是传热面积。

(一)加热管的选择和管数的初步估计

蒸发器的结热管通常选用、

、等几种规格的无缝钢管。

加热管的长度一般为 0.6~2m ,但也有选用 2m 以上的管子。管子长度的选择应根据溶液结垢的难易程度、溶液的起泡器和厂房的高度等因素来考虑。易结垢和易起泡沫溶液的蒸发宜选用短管。

当加热管的规格与长度确立后,可由下式初步估计所需的管子数

(2-1)

式中 — 蒸发器的传热面积, ,由前面的工艺计算决定;

— 加热管外径, m ;

— 加热管长度, m 。因加热管固定在管板上,考虑管板厚度所占据的传热面积,则计算

时的官场应用 (L-0.1) m 。

为完成传热任务所需的最小实际管束 n 只有在管板上排列加热管后才能确定。

(二)循环管的选择

蒸发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﹪。加热管的总截面积可按计算。循环管内径以

表示,则

所以

(2-2)

按上式计算出

后,应从管规格表中选取管径相近的标准管。只要与相差不大,循环管的规格一次确定。循环管的管长与加热器相等。循环管的表面积不计入传热面积中。

(三)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有三角形排列、正方形排列、同心圆。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,管心距的数据已经标准化,只要确定管子规格,形影的管心距则是确定值。表 1摘录 mm mm 5. 225?φmm mm 5. 238?φmm mm 5. 357?φn ')

1. 0(0-=

'L d S

n πS 0d L 2m n 'n '1D i d n D 224

14. 04ππ'-=) (i

d n D '=) 14. 011D n n '

加热室内径和加热管数采用作图法来确定,具体做法是:先计算管束中心线上管数 ,管

子按正三角形排列时,

;管子按正方形排列时, ,式中 n 为总加热管数。初估加热室内径作为加热室内径,并以该内径和循环管作同心圆,在同心圆的环隙中,按加热管的排列方式和管心距作图。所画得的管数 n 必须大于初

2 (四)分离室直径与高度的确定

分离室的直径与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汽体积强度有关。

分离室体积 V 计算为 (2-3)

式中 V — 分离室的体积,

— 某效蒸发器的二次蒸汽量, kg/h

— 某效蒸发器二次蒸汽的密度,

— 蒸发体积强度, · ;即每立方米分离室体积每秒产生的二次蒸汽量。一般允许值为 ~

· 。根据由蒸发器工艺计算中得到的各效二次蒸汽蒸发量,再从蒸发体积强度 U 的数值范围内选取一个值,即可由上式算出分离室的体积。

一般说来,各效的二次蒸汽量不相同,其密度也不相同,按上式计算得到的分离室体积也不会相同,通常末效体积最大。为方便起见,各效分离室的尺寸可取一致。分离室体积宜取其中较大者。

确定了分离室的体积, 其高度与直径符合关系。确定高度与直径应考虑以下原则:

(1~ 。对于中央循环管式蒸发器,其分

离室高一般不能小于 1.8m ,以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,导致雾沫夹带现象严重。

(2)在条件允许的情况下,分离室的直径应尽量与加热室相同,这样可使结构简单,制造方便。

(3)高度和直径都适于施工现场的安放。

三 .实际计算

(一) 、加热管的选择和管数的初步估计

蒸发器加热管选取:m L 5. 1=, mm 5. 357?φ 的无缝钢管

26. 75m S = S---蒸发器的传热面积, m 2 m L 5. 1= L---加热管长度, m ;

n n n C . 1=n n C . 1=n 'H

D V 24π

=W ρU

3/m kg 3

m ) /(33s m m ) /(5. 11. 133s m m U =H D V 24π=21=D H

m d 057. 00= d0---加热管外径 m ; 当加热管的规格与长度确立后,可由下式初步估算所需管子数 n ’ , 因加热管固定在管板上,考虑管板厚度所占据的传热面积,则计算 n ’时的管长应用(L — 0.1) m.

根 302)

1. 05. 1(057. 014. 36

. 75) 1. 0(0' =-??=-=L d S n π

(二) 、循环管的选择

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。循环管内径以 D1表示,对于加热面积较小的蒸发器,应去较大的百分数, 取加热管的面积 70%,则

' 214%)100~%40(4i d n D ππ=

m d n D i 829. 0057. 03027. 07. 0' 1=??==

选取管子的直径为:mm 81400?φ循环管管长与加热管管长相同为 0.829m 。

(三) 、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、数目及在管板撒谎能够的排列方式。加热管在管板上的排列方式有三角形排列、正方形排列、同心圆排列。查表 4-4,加热管的管心距 mm t 70=

管子按正三角形排列,管束中心线上管数 c n 根 193021. 1. 1' =?==n n c 初步估算加热室内径,即

' 2) 1(b n t D c i +-=

其中 0' ) 5. 1~1(d b = 取 0' 5. 1d b = 。则

mm D i 1431575. 12) 119(70=??+-?= 查国家标准压力容器公称直径表和表 4-5

选取加热室壳体内径 φmm 2000,壁厚 mm 14 按加热管的排列方式和管心距作图

通过作图,求得加热管数根 813=n ,而初步估算根 834' =n 其相对误差

05. 00049. 0809

813

所以误差不大,计算合理,所以循环管的规格一次选定 mm 81400?φ。

(四) 、分离室直径与高度的确定

分离室的直径与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强度有关。

分离室体积的计算式为

V ρ3600=

式中 V -----分离室的体积, m 3;

W -----某效蒸发器的二次蒸汽量, kg/h; ρ-----某效蒸发器二次蒸汽密度, Kg/m3

U -----蒸发体积强度, m 3/(m3.s); 。一般用允许值为 ) . /(5. 1~1. 133s m m 为方便起见,各效分离室的尺寸取一致。分离室体积宜取其中较大者。蒸发强度选 ) . /(2. 133s m m U =

因为末效体积最大,故分离室体力为

333753. 32

. 11239. 036002009

3600m U W V =??==ρ

确定了分离室的体积,其高度与直径符合下列关系,

H D V 24

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 2~1=D

。对于中央循环管式蒸发器,其分离室一般不能小

于 1.8m ,以保证足够的雾沫分离高度。分离室的直径也不能太少,否则二次蒸汽流速过大,导致雾沫夹带现象严重。

(2)在条件允许的情况下,分离室的直径尽量与加热室相同,这样可使结构简单制造方便。 (3)高度和直径都适于施工现场的安放。故选

m H m D 02. 30. 2== m m H m m

D 30201200==

(五) 、接管尺寸的确定

流体进出口的内径按下式计算

d =

式中 s V -----流体的体积流量 m3/s ;

U -----流体的适宜流速 m/s ,

估算出内径后,应从管规格表格中选用相近的标准管。

(一) 溶液的进出口

对于并流加料的三效蒸发,第一效溶液流量最大,各效设备尺寸一致,根据第一效溶液流量确定接管。取流体的流速为 0.8 m/s;

m u V d S 0609. 08

. 014. 310143600

/8500441=???==

π 所以取 mm 5. 365?φ规格管。

(二) 加热蒸气进口与二次蒸汽出口

各效结构尺寸一致二次蒸汽体积流量应取各效中较大者。第 III 效体积流量最大,故

m u V d S 0320. 08

. 014. 310143600

/2345442=???==

π 所以取 mm 5. 435?φ规格管。

(三) 冷凝水出口

冷凝水的排出一般属于液体自然流动,接管直径应由各效加热蒸气消耗量较大者确定。

m u V d S 034. 08

. 014. 39263600

/2438443=???==

π 所以取 mm 5. 340?φ规格管。

第四章蒸发装置的辅助设备

一、气液分离器

蒸发操作时,二次蒸汽中夹带大量的液体,虽在分离室得到初步的分离,但是为了防止损失有用的产品或防止污染冷凝液,还需设置气液分离器,以使雾沫中的液体聚集并与二次蒸汽分离,故气液分离器或除沫器。

选择惯性式除沫器,其工作原理是利用带有液滴的二次蒸汽在突然改变运动方向时,液滴因惯性作用而与蒸汽分离。

在惯性式除沫器的主要尺寸关系:

3211

0) 5. 0~4. 0(2:5. 1:1::D h D H D D D D D ===≈

h m

H m D m D m

D m

D 得距离, 除沫器内管顶部与器顶除沫器的总高度, 除沫器外壳直径, 除沫器外罩管得直径, 除沫器内管直径, 二次蒸汽的管径, ------3210

由加热蒸气进口与二次蒸汽出口接管尺寸,

mm m d D 0. 320320. 020=== 所以

m m

h m m H m m D m m

D m m

D 4. 522622625. 1960. 32321=====

所以

5. 729962195. 435???φφφ除沫器外罩管:除沫器内管:二次蒸汽的管:

二、蒸汽冷凝器

蒸汽冷凝器的作用是用冷却水将二次蒸汽冷凝。

二次蒸汽与冷却水直接接触进行热交换,其冷却效果好,结构简单,操作方便,价格低廉,因此被广泛采用。

所以,选用多孔板式蒸气冷凝器。

(一) 冷却水量 L V

根据冷凝器入口蒸汽压强和冷却水进口温度,有图查得 1h m /3

冷却水可冷凝的蒸汽量为 h kg x /,则

V V L =

式中,

L V -----冷却水量 m 3/h;

V W -----所需冷凝的蒸汽量, Kg/h 因为计算值 L V 值偏低,故设计时取

W V V

L )

25. 1~2. 1(= 查图 4-13,

kg W kg

X V /200943==

实际取

h m X W V V L /01. 5643

2009

2. 12. 13=?

(二) 冷凝器的直径

根据进入冷凝器的二次体积流量,用流量公式求出冷凝器直径

m D 527. 040

14. 30337. 03600

/20094=???=

所以选 mm 8600?φ

(三)淋水板的设计

(1) 淋水板数:

mm D 500<,淋水板取 4块="" (2)="">

n n L L 7. 01=+ L末 ≥0.15m

又 L 0=D+(0.15~0.3)m 取 2. 00+=D L

m D L 500. 02. 0320. 02. 00=+=+=

L m

L m L 198. 0283. 035. 050. 07. 0321===?=

所以取

L m

L m L m

L 198. 0283. 0404. 0500. 03210====

(3)弓型淋水板的宽度:

最上面一块 B '=(0.8~0.9) D , 其他各淋水板 B=D/2+0.05 m 所以

D B m

B 21. 005. 0320. 05. 005. 05. 0256. 032. 08. 0' =+?=+==?=

(4)淋水板堰高 h :

D=300mm<500mm,所以 h="">

(5)淋水孔径:

冷却水循环使用 , 取 d=10mm (6)淋水孔数:

淋水孔冷却水流速 gh u 20η?=

95. 0=η

80. 0=?

s m u /67. 004. 081. 928. 095. 00=????=

个 17967

. 0) 01. 0(4

360088

. 3343600202=???==u d V n L

考虑到长期操作易堵 , 最上一板孔数为

个 197) 1. 01(1=+=n N 其他各板孔数为

个 188) 05. 01(1=+=n N

第五章主要设备强度计算及校核

筒体厚度计算公式设计厚度

P PD t i d -=

φσσ][2

P :设计压力 ;

φ:焊缝系数 : i D :筒体内径 ;

t ][σ材料的许用应力 ,MPa

压力实验选用水压试验 , 公式为

e e i T D P σφδδσ9. 02][≤+ e δ---容器的有效厚度 ;

φ---圆筒焊缝系数

T P ---试验时容器承受压力 ;

S σ---设计温度下屈服极限

一、蒸发分离室厚度设计

分离室壳体材料选用 MnR 16, 查表得设计温度下

[]MPa t 170=σ,

MPa KPa P P W 348. 0331

05. 105. 1=?== 2.41mm 348

. 085. 017022000

348. 0=-???=

d δ

最小厚度查取 :mm D i 3800≤

>3; mm 3=∴δ mm C C d 6204421=++=++=δ

向上整和为 mm d 6=δ, mm e 516=-=δ 水压试验

0.435MPa

348. 025. 125. 1=?==P P T [][]345MPa 0.978.9785

. 04241200446. 02?<=??+?=φ+=e e="" i="" t="">

D P δδδ 所以强度符合

按标准管当 D i =2000 mm时 δ取 12mm 符合要求

封头选用椭圆型封头 , 则厚度

6mm mm 41. 2348. 05. 085. 017022000

348. 05. 0221<=?-???=++-φ=c c="">

PD t

i d δδ 为焊接方便取封头厚度和筒体厚度相等即 :12mm

1000

2000

2 min ? =

二、加热室厚度校核

2.41mm 348

. 085. 017022000

348. 0=-???=d δ

取 mm 3min =δ进行校核

0.435MPa 348. 025. 125. 1=?==P P T [][]345MPa 0.92. 28185

. 04242000435. 02?<=??+?=φ+=e e="" i="" t="">

D P δδδ 即 S T δδ9. 0

所以水压实验强度符合要求查标准管,内径为 2000 mm,最小壁厚为 12mm, 强度符合要求。

第六章设计一览表及总结

1123 23k

设计总结

化工原理是化学工程与工艺专业上的一门重要的专业基础课,它的内容是讲述化工单元操作的基本原理,典型设备的结构原理,操作性能和设计计算。化工原理设计是当我们学完化工原理后所安排,进行的工程实践型环节,在设计当中其不仅与化工原理课程的内容紧密相连, 而且还与先修的物理化学,工程制图等课程内容紧密相连,通过本次的化工原理课程设计这一环节的训练,让我们初步掌握了化工单元过程反应与设备设计的基本程序和方法,锻炼了我们正确适用有关技术资料的能力,在查阅有关资料方面做到尽量精确检索的目的,节省了设计时间,在设计当中应用简洁的文字和工程专业语言正确表达设计的思想和结果,综合应用我们所学的知识,特别是应用化工原理课程有关知识解决化工实际问题的工作能力和与其他课程知识综合运用,将所学的知识基础化,实践化,使我们得到一次学习化工技能的初步训练,为今后从事化工设计工作打下基础。

化工原理课程设计是门综合性课程 , 它综合应用了化工原理和有关的先修课程 , 不仅要求我们对化工原理的内容有一定的掌握和对化工设计所学的知有基础的了解 , 而且还要对化工热力学 , 化工机械制图等一系列知识能够进行综合的运用 . 本次设计是完成以单元反应为主的一次设计实践 . 虽然在这之前并未接触有关蒸发器设计的相关内容 , 但通过这短短的两周时间里 , 通过自己的设计实践 , 使得我们掌握了化工设计的基本程序和方法 , 并在查阅有关技术资料 , 计算机编程 (运用计算机优化设计和完成复杂的运算能力 ), 通过选取正确的经验公式 , 运用经验数据 , 利用简捷的文字 , 图表表达设计结果和制图能力方面能力都得到了了一次基本训练 , 在设计过程中还培养了我们树立正确是设计思想和实事求是 , 严肃负责的工作作风。

通过这次课程设计使我充分理解到化工原理课程的重要性和实用性,更特别是对精馏原理及其操作各方面的了解和设计,对实际单元操作设计中所涉及的个方面要注意问题都有所了解。通过这次对精馏塔的设计,不仅让我将所学的知识应用到实际中,而且对知识也是一种巩固和提升充实。在老师和同学的帮助下,及时的按要求完成了设计任务,通过这次课程设计, 使我获得了很多重要的知识,同时也提高了自己的实际动手和知识的灵活运用能力。

参考文献

1. 大连理工大学化工原理教研室编《化工原理课程设计》 , 大连理工大学出版社 ,1994

2. 柴诚敬等编《化工原理课程设计》 ,天津科学技术出版社 ,1994

3. 国家医药管理局上海医药设计院编《化工工艺设计手册》 (第二版) ,化学工业出版社, 1996

4. 《化学工程手册》编委会编《化学工程手册》 (第二版) ,化学工业出版社, 1996

5. 卢焕章等《石油化工基础数据手册》 ,化学工业出版社,

1982

范文五：装置图

11．关于下列各图的说法，正确的是

8. 完成下列实验所选择的装置或仪器 (夹持装置己略去) 正确的是

22．关于下列各装置图的叙述中，正确的是

Na 2

溶液清

4溶液 B ．比较两种物质的热稳定性

A ．制取及观察Fe(OH)2

C ．实验室制取NH 3 D ．分离沸点不同且互溶的液体混合物

23．下列实验装置图正确的是

Ca(OH)2

和NH 4Cl ① b

①

② ③ ④

A ．装置①可用于做HCl 喷泉实验

B ．装置②可用于吸收HCl 气体，并防倒吸

C ．装置③可用于实验室制备少量NH 3

D ．装置④b 口进气可收集CO 2等气体

22. 用下列装置进行相应实验，能达到目的的是

A. 用图1装置除去C12中少量的HCl

B. 用图2装置蒸干NH 4Cl 饱和溶液制取NH 4Cl 晶体

C. 用图3装置制取纯净的CO 2气体

D. 用图4装置分离CCl 4萃取碘水后的有机层和水层

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