合肥工业大学化工原理课程设计书_化工原理课程设计列管式换热器

合肥工业大学

《化工原理》课程设计说明书

设计题目 学生姓名 学 号 专业班级 指导老师 日 期

KNO3水溶液三效并流蒸发系统设计

汤文武 20082952 高分子08-1班 杨则恒 2011年1月21日

摘要：

蒸发操作是将含有不挥发溶质的溶液加热沸腾，使其中的挥发性溶剂部分汽化，目的是获得浓缩的溶液。本次设计利用三效蒸发将4  104t 10%

KNO3溶液浓缩至40

%，采用中央循环管式。

我们计算所得面积为40. 3 m2；加热管采用三角形排列；辅助设备有气液

式除沫器、多孔板接触式蒸发冷凝器、浮头式列管换热器、真空泵、离心泵和支座。蒸发器加热管选用φ573.5mm无缝钢管,管长2m；中央循环管选用φ45717mm；加热管数目为162根；分离室直径1.15m、高度2.30m；冷凝器直径为429.3mm；淋水板取4块。

关键词：蒸发，中央循环管，三效并流蒸发系统。 Abstract：

Evaporation operation is the way that heating the solution which containing non-volatile solute to boil, separating the volatile solvent. The purpose is to gain partial vaporization concentrating to 40%, we choose the evaporator with central circulation downcomer.

We calculated the area 40.3 m2.The designed technical and process

parameters are as following. Heating Tube: adopting triangle permutation, steel tube of φ573.5mm, length 2m, the number is 162;The evaporator with central circulation downcomer: steel tube ofφ45717mm.Separation Chamber: diameter 1.15m, height 2.3m. The diameter of the condenser for 429.3mm. Water spray plate loaded take 4 pieces.

Key words: Evaporation, central circulation downcomer, triple-effect forward

evaporation system.

目 录

化工原理课程设计成绩评定表…………………………………………… 化工原理课程设计任务书………………………………………………… 中英文摘要………………………………………………………………… 第一章.概述 ……………………………………………………………6 1.1蒸发操作的特点 …………………………………………………6 1.2 蒸发操作的分类 ………………………………………………6 1.3蒸发设备 ………………………………………………………7 1.4 蒸发流程示意图 ………………………………………………9 第二章.蒸发工艺设计计算……………………………………………10 2.1完成液浓度计算 ………………………………………………10 2.2各效溶液的沸点和总有效温度差估算 ………………………10 2.3加热蒸汽消耗量和各效水分蒸发量 …………………………13 2.4传热系数确定 ……………………………………………15 2.5有效温度差在各效的分配………………………………15 2.6 蒸发器传热面积的估算…………………………………………22 2.7 计算结果列表……………………………………………………23 第三章.蒸发器主要结构尺寸计算…………………………………23 3.1加热管的选择和管数的初步估计………………………23 3.2循环管的选择…………………………………………23 3.3加热管的直径以及加热管数目的确定………………………24

3.4分离室直径和高度的确定……………………………………25 3.5接管尺寸的确定………………………………………………26 第四章.蒸发装置的辅助设备………………………………………27 4.1气液除沫器…………………………………………………27 4.2蒸汽冷凝器…………………………………………………28 4.3真空泵的选型……………………………………………………29 4.4预热器的选型……………………………………………………30 第五章主要设备强度校核计算及校验…………………………………31 5.1蒸发室厚度校核…………………………………………………31 5.2 加热室厚度校核…………………………………………………32 5.3支座的选取与校核………………………………………………32 第六章设计总结…………………………………………………………34 6.1设计结果汇总表…………………………………………………34 6.2设计评价…………………………………………………………36 6.3心得体会………………………………………………………37 附录1……………………………………………………………………38 附录 2……………………………………………………………………39 参考文献………………………………………………………………41

第一章. 概述

1.1

蒸发操作的特点

从上述对蒸发过程的简单介绍可知，常见的蒸发时间壁两侧分别为蒸汽冷凝和液体沸腾的传热过程，蒸发器也就是一种换热器。但和一般的传热过程相比，蒸发操作又有如下特点 :

(1)沸点升高 蒸发的溶液中含有不挥发性的溶质，在港台压力下溶液的蒸气压较同温度下纯溶剂的蒸汽压低，使溶液的沸点高于纯溶液的沸点，这种现象称为溶液沸点的升高。在加热蒸汽温度一定的情况下，蒸发溶液时的传热温差必定小于加热纯溶剂的纯热温差，而且溶液的浓度越高，这种影响也越显著。

(2)物料的工艺特性 蒸发的溶液本身具有某些特性，例如有些物料在浓缩时可能析出晶体，或易于结垢；有些则具有较大的黏度或较强的腐蚀性等。如何根据物料的特性和工艺要求，选择适宜的蒸发流程和设备是蒸发操作彼此必须要考虑的问题。

(3)节约能源 蒸发时汽化的溶剂量较大，需要消耗较大的加热蒸汽。如何充分利用热量，提高加热蒸汽的利用率是蒸发操作要考虑的另一个问题。

1.2 蒸发操作的分类

按操作的方式可以分为间歇式和连续式，工业上大多数蒸发过程为连续稳定操作的过程。

按二次蒸汽的利用情况可以分为单效蒸发和多效蒸发，若产生的二次蒸汽不加利用，直接经冷凝器冷凝后排出，这种操作称为单效蒸发。若把二次蒸汽引至另一操作压力较低的蒸发器作为加热蒸汽，并把若干个蒸发器串联组合使用，这种操作称为多效蒸发。多效蒸发中，二次蒸汽的潜热得到了较为充分的利用，提高了加热蒸汽的利用率。

按操作压力可以分为常压、加压或减压蒸发。真空蒸发有许多优点： （1）在低压下操作，溶液沸点较低，有利于提高蒸发的传热温度差，减小蒸发器的传热面积；

（2）可以利用低压蒸汽作为加热剂； （3）有利于对热敏性物料的蒸发；

（4）操作温度低，热损失较小。

在加压蒸发中，所得到的二次蒸汽温度较高，可作为下一效的加热蒸汽加以利用。因此，单效蒸发多为真空蒸发；多效蒸发的前效为加压或常压操作，而后效则在真空下操作。

1.3 蒸发设备

蒸发设备的作用是使进入蒸发器的原料液被加热，部分气化，得到浓缩的完成液，同时需要排出二次蒸汽，并使之与所夹带的液滴和雾沫相分离。

蒸发的主体设备是蒸发器，它主要由加热室和蒸发室组成。蒸发的辅助设备包括：使液沫进一步分离的除沫器，和使二次蒸汽全部冷凝的冷凝器。减压操作时还需真空装置。兹分述如下：

由于生产要求的不同，蒸发设备有多种不同的结构型式。对常用的间壁传热式蒸发器，按溶液在蒸发器中的运动情况，大致可分为以下两大类： （1）循环型蒸发器

特点：溶液在蒸发器中做循环流动，蒸发器内溶液浓度基本相同，接近于完成液的浓度。操作稳定。此类蒸发器主要有 a.中央循环管式蒸发器， b.悬筐式蒸发器 c.外热式蒸发器 d.列文式蒸发器 e.强制循环蒸发器 其中，前四种为自然循环蒸发器。 （2）单程型蒸发器

特点：溶液以液膜的形式一次通过加热室，不进行循环。

优点：溶液停留时间短，故特别适用于热敏性物料的 蒸发；温度差损失较小，表面传热系数较大。

缺点：设计或操作不当时不易成膜，热流量将明显下降；不适用于易结晶、结垢物料的蒸发。

此类蒸发器主要有：

a.升膜式蒸发器，

b.降膜式蒸发器， c.刮板式蒸发器

本次设计采用的是中央循环管式蒸发器 ：

结构和原理：其下部的加热室由垂直管束组成，中间由一根直径较大的中央循环管。当管内液体被加热沸腾时，中央循环管内气液混合物的平均密度较大；而其余加热管内气液混合物的平均密度较小。在密度差的作用下，溶液由中央循环管下降，而由加热管上升，做自然循环流动。溶液的循环流动提高了沸腾表面传热系数，强化了蒸发过程。

这种蒸发器结构紧凑，制造方便，传热较好，操作可靠等优点，应用十分广泛，有

1.4蒸发流程示意图

第二章.蒸发工艺设计计算

2.1完成液浓度计算 总蒸发量： F

450001032024

3

5859.375kg/h

x0

WF1W1W2W34394.53125kg/h

x3

因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出，可设

W1:W2:W31:1.1:1.2WW1W2W33.3W1W1

5859.375

3.3

1331.68kg/h

W21.11331.681464.84 kg/hW31.21331.681598.01kg/hx1x2

Fx0FW1



5859.3750.105859.3751331.68



0.1467

0.1913

Fx0

FW1W2

5859.3750.10

5859.3751331.681464.84

x30.40

2.2各效蒸发溶液的沸点和有效总温度差

设各效间压力降相等，则总压力差为

ΔPP

1

4000.8101.3481.04 kPa PK

各效间的平均压力差为ΔPi

ΔP

3

160 .3467kPa

由各效的压力差可求得各效蒸发室的压力，即

P1P1ΔPi340.9533 kPa

P2P12ΔPi180 .6066kPa

20 .26kPaP3PK

由各效的二次蒸汽压力，从手册中可查得相应的二次蒸汽的温度和气化潜热列

于下表中。

表1 二次蒸汽的温度和气化潜热 效数

二次蒸汽压力Pi，kPa 二次蒸汽温度Ti,0C (即下一效加热蒸汽的温度） 二次蒸汽的气化潜热ri,kJ/kg （即下一效加热蒸汽的气化潜热）

(1)各效由于溶液沸点而引起的温度差损失 可用校正系数法求得 校正系数法：=f0

式中 ——常压下由于溶液蒸气压下降所引起的温度差损失，C； 某些溶液在常压下的沸点tA值可从手册查到； f——校正系数，量纲为一。 一般取 f=0.0162

(T1273)

r

2

Ⅰ 340.95 137.8

Ⅱ 180.61 116.8

Ⅲ 20.26 60.3

2155 2214 2355



式中 T1——操作压强下水的沸点，亦即二次蒸汽的饱和温度，CC；

r——操作压强下二次蒸汽的汽化热，kJ/kg。

查表得：101.3kPa下，13.19%KNO3和23.66%KNO3的沸点分别为101和102C

tA1=100.97C=f1ΔΔ1

0=0.162

tA2=101.56C tA3=103.56C

(T1273)

r1(T2273)

r2(T3273)

r3

22

2

0.97=1.23C

Δ2=f2Δ0=0.162

1.56=1.73C

ΔfΔ3=30=0.162

3.56=2.67C

Δ1.231.732.675.63 C

(2)由于液柱静压力而引起的沸点升高(温度差损失）

为简便计算，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，则根据流体静力学方程，液层的平均压力为

PmP

ρgL2

所以

Pm1340.95Pm2180.61Pm320.26

1.01759.811

2

1.03619.811

22

345.94 kPa185.69 kPa 25.54 kPa

1.075629.811.

由平均压力可查得对应的饱和温度为

138.3534 CTPav1TP

117.6242C

av2

63.6456 CTPav3

所以

TPT1138.3534137.80.5534CΔ1

av1T2117.6242116.80.8242CΔTP

2av2T363.645660.33.3456 CΔTP3av3

Δ0.55340.82423.34564.7232C

（3）由于不计流动阻力产生压降所引起的温度差损失 则Δ0C，故各效总的温度差损失为 Δ5.634.7232010.35C

（4）各效料液的温度和有效总温差

由各效二次蒸汽Pi＇及温度差损失Δi，即可由下式估算各效料液的温度ti，

tiTiΔi

Δ1Δ11.230.553402.55 CΔ1Δ1

Δ2ΔΔΔ1.720.8202.55 C222Δ3ΔΔΔ3.352.6706.02 C333t1T1Δ1137.82.55139.58Ct2T2Δ2116.82.55119.35 Ct3T3Δ360.36.0266.32 C

有效总温度差

ΔtT

S

TK

Δ

由手册可查得501.3kPa饱和蒸汽的温度为151.8C、气化潜热为2113kJ/kg，所以

ΔtT

S

Δ151.860.310.3581.15 CTK

2.3加热蒸汽消耗量和各效水分蒸发量 第Ⅰ效的热量衡算式为

D1r1t0t1

W1η1Fcp0rr11

1



 

对于沸点进料,t0t，考虑到KNO3溶液浓缩热的影响，热利用系数计算式为

η10.98-0.70.129-0.10.9597

所以 W1η1

D1r1r1

0.9597

21132155

D10.9410D1

同理 第Ⅱ效的热量衡算式为

W1r2t1t2

W2η2Fcp0W1cpw

rr22η20.980.70.1910.1290.9366Wrtt2

W2η212Fcp0W1cpw1

r2r2

139.58119.352155

0.9366W15859.3753.7684.187W1221422140.876W1188.745

对于第Ⅲ效，同理可得

η30.980.70.40-0.1910.8337Wrtt3

W3η323Fcp0W1cpwW2cpw2



rr33

119.3566.322214

0.8337W25859.3753.7684.187W14.187W2235523550.7052W20.078604W1414.4792

又因为 W1W2W34394.53125kg/h 联解上面各式，可得

W11515.196 kg/hW21515.348kg/hW31364.002 kg/hD11610.198 kg/h

2.4传热面积的确定

Si

QiKiΔti

9.4510 W

5

Q1D1r11610.19821131000

Δt1T1t1151.8139.5812.22CS1

Q1K1Δt1



9.4510

5

200012.22

38.67 m

2

Q2W1r11515.19621551000

9.0710 W

5

Δt2T2t2137.8119.3518.45CS2

Q2K2Δt2



9.0710

5

100018.45

49.16 m

2

Q3W2r21515.34822141000

3600

9.3210 W

5

Δt3T3t3116.866.3250.48 CS3

Q3K3Δt3



9.3210 50050.48

5

36.93 m

2

误差为1

SminSmax

1

36.9349.16

0.249，误差较大，应调整各效的有效温度差，重复

上述计算过程。

2.5有效温度差在各效的分配

S

S1Δt1S2Δt2S3Δt3

Δt

38.6712.2249.1618.4536.9350.48

81.15

39.97 m

2



重新分配有效温度差，可得

Δt1Δt2Δt3

S1SS2SS3SΔt1Δt2Δt3

38.6739.97

12.2211.82C18.4522.69 C50.4846.64C

49.1639.9736.9339.97

2.5.1重复上述计算步骤

（1）计算各效料液

由所求得的各效蒸发量，可求各效料液的浓度，即

x1

Fx0FW1



5859.3750.105859.3751515.96



0.135

x2

Fx0

FW1W2

5859.3750.10

5859.3751515.961515.348

0.207

x30.40

（2）计算各效料液的温度

因末效完成液浓度和二次蒸汽压强均不变，各种温度差损失可视为恒定，故末效溶液的温度仍为66.32C, 即

t366.32 C

则第Ⅲ效加热蒸汽的温度（也即第Ⅱ效料液二次蒸汽温度)为

T3T2tΔt66.3246.64112.96 C33

由第Ⅱ效二次蒸汽的温度（112.96C）即第Ⅱ效料液的浓度（x20.207），根据校正系数法可得第Ⅱ效料液的沸点为115.647C. 同理 T2T1t2t2115.64722.69138.337 C

由第Ⅰ效二次蒸汽的温度(138.337 C)及第Ⅰ效料液的浓度（0.135），根据校正系数法可得第Ⅰ效料液的沸点为139.43C。 第Ⅰ效料液的温度也可由下式计算

151.811.82139.98 Ct1T1Δt1

说明溶液的各种温度损失变化不大，不需要重新计算，故有效总温度差不变，即

Δt11.8222.6946.6481.15 C

温度差重新分配后各效温度情况列于下表：

表2 三效蒸发器各效的温度

效次

加热蒸汽温度，C 有效温度差，C 料液温度（沸点），C

（3）各效的热量衡算

T1138.337 Cr12160 kJ/kgT2112.96 Cr22224 kJ/kgT360.3 Cr32355 kJ/kg

Ⅰ T1=151.8

11.82Δt1

Ⅱ T"1=138.337

Δt22.692

Ⅲ T"2=112.96

Δt46.643

t1=139.98 t2=115.647 t3=66.32

第Ⅰ效

η10.980.7Δx10.980.70.1350.100.9555

W1η1

D1r1r1

0.9555

21132160

D10.9347D1

第Ⅱ效

η20.980.7Δ x20.980.70.2070.1350.9086Wrtt2W2η212Fcp0W1cpw1



rr22

139.98115.6472160

0.9086W15859.3753.7684.187W1222422240.8408W1219.48

第Ⅲ效

η30.980.70.400.2070.8449Wrtt3

W3η323Fcp0W1cpwW2cpw2



rr33

115.64766.322224

0.8449W25859.3753.7684.187W14.187W2235523550.7238W20.0741W1390.716

又因为

W1W2W34394.53125kg/h

联解上面各式得

W11526.3419 kg/hW21502.8283 kg/hW31365.3611 kg/hD11426.67 kg/h

与第一次计算结果比较，其相对误差为

111

1515.1961526.34191515.3481502.82831364.0021365.3611

0.00730.00830.0010

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。其各效溶液无明显变化，不需要重新计算。 （4）蒸发器传热面积的计算

Q1D1r11426.6721131000Δt111.82 CS1

Q1K1Δt1



8.3710

5

3600

8.3710 W

5

200011.82

35.4 m

2



Q2W1r11526.3421601000Δt222.69 CS2

Q2K2Δt2



9.1610

5

9.1610 W

5

100022.69

40.4 m

2



Q3W2r31502.8322241000Δt346.64CS3

Q3K3Δt3



9.2810

5

9.2810 W

5

50046.64

39.8 m

2

误差为1 计算步骤。

SminSmax

0.124 >0.05，误差较大，故应调整各效的有效温差，重复上述

2.5.2重新分配各效的有效温度差

S

S2ΔtS1Δt1S3Δt23

Δt

35.411.8240.422.6939.846.64

81.15

39.33 m

2



重新分配有效温度差，得

Δt1

S1SS2SS3SΔt1Δt2Δt3

Q1K1Δt1

35.439.3340.4

11.8210.64 C22.6923.31 C 46.6447.20 C

8.3710

5

39.3339.839.33



S1"S2"S3"

200010.649.1610

55

39.33 m

2

2



120012.39.2810

39.30 m

2



50026.1

39.32 m

误差为1

SminSmax

1

39.3039.33

0.00076

2.5.3重复上述计算步骤 （1）计算各效料液

由所求得的各效蒸发量，可求各效料液的浓度，即

x1x2

Fx0FW1



5859.3750.105859.3751526.3419



0.135

Fx0

FW1W2

5859.3750.10

5859.3751526.34191502.8283

0.207

x30.40

（2）计算各效料液的温度

因末效完成液浓度和二次蒸汽压力均不变，各种温度差损失可视为恒定，故末效溶液的温度仍为66.32 C,

即

t366.32 C

则第Ⅲ效加热蒸汽的温度（也即第Ⅱ效料液二次蒸汽温度)为

T3T2tΔt66.3247.2113.52 C33

由第Ⅱ效二次蒸汽的温度（113.52 C）即第Ⅱ效料液的浓度（0.207），根据校正系数法可得第Ⅱ效料液的沸点为116.22 C. 同理 T2T1t2t2116.2223.31139.53 C

由第Ⅰ效二次蒸汽的温度(139.53 C)及第Ⅰ效料液的浓度（0.135），根据校正系数法可得第Ⅱ效料液的沸点为141.4 C。 第Ⅰ效料液的温度也可由下式计算

151.810.64141.16 Ct1T1Δt1

说明溶液的各种温度损失变化不大，不需要重新计算，故有效总温度差不变，即

Δt10.6423.3147.281.15 C

温度差重新分配后各效温度情况列于下表：

表2 三效蒸发器各效的温度

效次

加热蒸汽温度，C 有效温度差，C 料液温度（沸点），C

(3)各效的热量衡算

Ⅰ T1=151.8

10.64Δt1

Ⅱ T"1=139.53

Δt23.31 2

Ⅲ T"2=113.52

Δt47.23

t1=141.16 t2=116.22 t3=66.32

T1139.53 Cr12150 kJ/kgT2113.52 Cr22217 kJ/kgT360.3 Cr32355 kJ/kg

第Ⅰ效

η10.980.7Δx10.980.70.1350.100.9555

W1η1

D1r1r1

0.9555

21132150

D10.9479D1

第Ⅱ效

η20.980.7Δ x20.980.70.2070.1350.9296Wrtt2W2η212Fcp0W1cpw1



rr22

141.16116.222150

0.9296W15859.3753.7684.187W1221722170.8578W1230.9

第Ⅲ效

η30.980.70.400.2070.8449Wrtt3

W3η323Fcp0W1cpwW2cpw2



rr33

116.2266.322217

0.8449W25859.3753.7684.187W14.187W2235523550.7203438W20.074958W1395.2548

又因为

W1W2W34394.53125kg/h

联解上面各式得

W11500.385 kg/hW21517.93 kg/hW31376.215 kg/hD11422.215 kg/h

与第一次计算结果比较，其相对误差为

111

1526.341500.3851502.831517.931365.361376.215

0.0170.0100.008

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。其各效溶液无明显变化，不需要重新计算。

2.6蒸发器传热面积的计算

Q1K1Δt1

8.3510

5

S1"S2"S3"



200010.648.9610

55

39.23 m

2

2



120012.39.3510

39.44 m

2



50026.1

39.61 m

误差为1

SminSmax

1

38.4439.61

0.0295

平均传热面积为

Sm

S1S2S3

3



39.2338.4439.61

3

39.10 m

2

又蒸发器热损失为本效加热蒸汽供热的3~5%，取3%

所以

S

Sm3

40.30 m

2

2.7计算结果列表

表3 物料计算的结果

效次

加热蒸汽温度，C 操作压力P"i,kPa 溶液温度（沸点）ti, C

完成液浓度xi,% 蒸发量Wi，kg/h 蒸汽消耗量D，kg/h 传热面积Si,m2

40.3 Ⅰ 151.8 356.9 141.16 13.5 1500.385

Ⅱ 139.53 161.5 116.22 20.7 1517.93 1422.215

40.3

40.3 Ⅲ 113.52 20.23 66.32 40 1372.215

冷凝器 60.3 20.23

第三章. 蒸发器主要结构尺寸计算

3.1加热管的选择和管数的初步估计

根据加热管的型号选用：φ57×3.5mm 根据实际情况选择加热管长度选用：2.0m 初步估算所需管子数为n

n

Sπd0L0.1



40.3

3.14571020.1

-3

118.5

3.2循环管的选择

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60% 。 则循环管的总截面积为

π4

D10.6n

2

π4

di

2

5723.5422.5 mm

D1i

根据上式结果，选取管径相近的标准管型号为φ457×17 mm 循环管的管长与加热管相等，为2.0 m。

3.3加热管的直径以及加热管数的确定

加热管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。节热管在管板上的排列方式为正三角形,不同加热管尺寸的管心距查表得

表1 不同加热管尺寸的管心距

加热管外径d0,mm 管心距t,mm

19 25

25 32

38 48

57 70

由上表查得型号为φ57×3.5mm的管心距为

t70 mm

nc1.112

估计加热管的内径

Ditnc12b

其中，b1~1.5d0 取 b1.2d0100mm

所以 Ditnc12b701212100870 mm 表2 壳体的尺寸标准 壳体内径，mm 最小壁厚，mm

根据估算，及容器的公称直径表，试选用D1400 mm作

400～700

8

800～1000

10

1100～1500

12

1600～200

14

为加热管的内径，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。有图可得，从第8层排到第10层，当内径为870mm是，获得管数为162根，大于估算的管数，满足要求。所以加热管的直径为D1000 mm,总加热管数n=162。

选用φ1000×12mm的加热管

3.4分离室直径和高度的确定

3.4.1分离室体积的计算式为 V

W3600ρ U

其中，U为蒸发体积强度，一般允许值为1.1～ 1.5 m3/m3s，在此取

1.2 m/ms

3



3

。

将工艺计算中二蒸汽的温度和流量以及根据温度所查得的二次蒸汽的密度列于下

表3 二次蒸汽相应密度 效次

二次蒸汽温度T,

i0

Ⅱ 113.52 1517.93 0.9226

Ⅲ 60.3 1376.215 0.13196

Ⅰ

C

139.53 1500.385

1.9388

二次蒸汽流量Wi，kg/h 二次蒸汽密度ρ，，kg/m

3

依据上表数据，分别算出各效分离室数据

V1V2V3

W13600ρ1U

W23600ρ2UW33600ρ3U



1500.38536001.93881.2

1517.9336000.92261.2

1376.21536000.131961.2

0.179m

3

0.3808 m2.414 m

3

3

为方便起见，各效分离室的尺寸均取一致，所以体积V取最大值V2.414m3。

3.4.2分离室的高度和直径的确定 确定需考虑的原则：

（1）H:D1～2 （2）H1.8（3）V

H2.30 mD1.15 m

π4

DH

2

所以取

3.5接管尺寸的确定 流体进出口计算

d

4Vsπu

3.5.1溶液的进出口

为统一管径，按第Ⅰ效的流量计算，溶液的适宜流速按强制流动算，即

u=0.8~1.5 m/s,此处选取u=1.2 m/s则

VSd

Fρ41.57mm

依据无缝钢管的常用规格选为φ60×3.5mm的标准管。 5.5.2加热管蒸汽进出口与二次蒸汽出口的确定 表4 流体的适宜流速 强制流体的液体，自然流体的液体，m/s

0.8～1.5

饱和蒸汽适宜的流速

此处取

空气及其他气体，

饱和蒸汽，m/s 20～30

m/s 15～20

m/s

0.08～0.15

为统一管径，取体积流量最大的末效流量为计算管径的体积流量，则

VS3

W3ρ3

1376.2150.131963600

2.897 m/s

3

d384.2mm

依据无缝钢管的常用规格选用为φ406×9mm的标准管。 蒸汽进口：

VS2

W2ρ2

1517.930.92263600

0.457 m/s

3

d152.6mm

依据无缝钢管的常用规格选用为φ165×5mm的标准管。

5.5.3冷凝水进出口的确定

冷凝水的排出属于自然流，u0.08~0.15 m/s, 设u冷凝水0.1 m/s 对于各效冷凝水密度可查的表

为统一管径，取计算得到各效最大的管径为设计的管径，则

d

m

依据无缝钢管的常用规格选用直径为φ48×3.5mm的标准管。

第四章 蒸发装置的辅助设备

4.1气液除沫器

根据蒸汽流速和各气液体分离器的性能，选择惯性式除沫器作为气液除沫器。

其主要尺寸确定为： 除沫器内管的直径

D1D0

4Vs

147.4mm

u

且 D1:D2:D31:1.5:2

除沫器外罩管的直径

D21.5D11.5147.4mm221.1 mm

除沫器外壳的直径

D32D12147.4mm294.8 mm

除沫器的总高度

HD3294.8 mm

除沫器内管顶部与器顶的距离

h0.4D10.4147.4mm58.96mm

为设计方便取h60 mm

4.2蒸汽冷凝器

选用多层多孔板式冷凝器,尺寸确定过程如下：

4.2.1冷却水量VL

冷却水进出口压力为20.23 kPa，取冷却水进，出口温度分别为20 C,40C 由板式蒸汽冷凝器的性能曲线可查得1m冷却水可冷却的蒸汽量为47.5kg/m

VL理

WVX



1376.21547.5

28.973m/h

3

3

3

3

3

VL实1.20V

L理

1.2028.973m/h34.77 m/h

4.2.2冷凝器的直径

取流速为20m/s，已知 WV1376.215kgh,P20.23kPa,0.13207kgm3 故 WV



4

Du429.3mm

2

4.2.3淋水板的设计 淋水板数：

D429.3 mm500 mm,故 n4

淋水板间距：

L0D+300mm=629.3mm

根据Ln10.7Ln则

L10.7L10.7629.3mm440.51mmL20.7L20.7440.51mm308.357mmL30.7L30.7308.357mm215.850mmL40.7L40.7215.850mm151.095mmL4150mm

则淋水板间距符合条件 弓形淋水板的宽度：

B0.8D0.8450360 mm

B0.5D500.5429.350264.65 mm

淋水板堰高：

因为D429.3 mm，所以h取40 mm 淋水板孔径：

冷却水循环使用，d取8 mm 淋水板孔数：

u0ηn

3600

2gh0.960.81VLπ4du0

2

29.810.040.6889m/s34.768

278.9

2

3600

3.144

0.0080.6889

孔数应取整数，故为279根。

考虑到长期操作孔易堵，则最上一板的实际孔数应加大10%~15%,其他各板孔数应加大5% ，从而

最上一板的实际孔数 279×（1＋12%）=312.48 取 313 其他各板孔数 279×（1＋5%）=292.95 取 293

4.3泵的选型

所用到的泵有真空泵和离心泵。

4.3.1真空泵 真空度为0.8atm

真空泵排气量 VVaVbVcVdVe ，其中

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，常可忽略。 又Va=2V2

，

取系统容积28.3 m3 ，V29.1kgh，故 根据排气量

2

Va0.45kgh,Vb0,Ve0,Vc2.51034.768kgh0.8692kgh

VdAGbA(VaVbVc)1.01(0.4500.8692)kgh1.3324kgh

VVaVbVcVdVeVaVcVd0.450.86921.3324kgh2.6516kgh

根据排气量和所抽气体基本上是空气的前提下，选用水喷射泵11/2BA-6系列，

4.3.2 离心泵

qF5859.375998.2m

3

h5.870m

3

h

，查得IS型单级单吸离心泵性能表：

选型号： IS50-32-125

流量：12.5 m3/h 扬程：20m 转数：2900r/min 轴功率：1.13kw 电机功率：2.2kw 效率：60% 必须汽蚀余量：2.0m

4.4 预热器的选型

0将5859.375kgh 10%的KNO3溶液从20 C预热到141.160C。加热介质采用500kPa

绝压的饱和水蒸气。Cp=3.768kJ/kg .

QWcCp(t2t1)5859.3753.7681000(141.1620)W7.4310W

5

忽略热损失，冷凝水在饱和温度下排出，蒸汽的流量

WhQ/r7.4310

5

(2113.210)kg/s0.3516kg/s

3

平均温度差

tm(Tt1)(Tt2)/ln(Tt1)(Tt2)(141.1620)/ln(151.820)/(151.8141.16)C

48.14C

换热器管外通过水蒸气冷凝来加热管内的KNO3溶液，总的传热系数范围为：1160~4070W/(m20C)

选

K01400W/(mC)

2

。则S0Q/(K0tm)7.43105/(140048.14)m211.02m2

所以选 FA系列浮头式换热器规格如下

第五章 主要设备强度计算及校核

筒体厚度计算公式校核厚度 dPDi/(2P)

5.1蒸发室厚度校核

分离室壳体材料选用A3钢，查表得设计温度下有关数据为

113MPa,P1.05Pw1.05356.9kPa374.745kPa,0.85

d0.3747451150/21130.850.374745mm2.25mm

水压试验PT1.25P1.25374.745kPa468.43125kPa 最小厚度查取 ，

Di3800mm,

min

2115010002.33

，取

取

a

3mm,d3C1C24.8mm,C10.8,C21

，

P

d5mm,e5(C1C2)3.2mm,s235M

TPT(Die)/(2e)468.43125(11503.2)/(22.30.85)99.30M0.9235MP

所以强度符合

按标准塔，当R1150mm时，取10mm符合要求

封头选用椭圆型封头，则厚度 dPDi/(20.5P)C1C22.25mm 为焊接方便，取封头厚度和筒体厚度相等，即10mm，选用的封头规格如下表

5.2 加热室厚度校核

d0.3747451.051000/(21130.850.374745)mm2.05mm

取

min

3mm

进行校核

PT1.25P468.43125kPa0.46843125MPa

TPT(Die)/(2e)0.46843125(10003.2)/(23.20.85)MPa

86.38MPa0.9235MPa

从而外径为1000mm，最小壁厚为10mm，符合强度要求。

5.3支座的选取与校核

5.3.1支座的选取

1）加热室和分离室的质量计算

a）加热室和分离室的面积

加热室 (1.01.00.012)/22m26.2455m2 分离室 (1.151.150.012)/22.30m28.2662m2 b）加热室和分离室的质量

设加热室和分离室的材料为炭钢板

查得每平方米钢板（厚度为12mm）的质量为 94.2kg/m2

加热室和分离室的总质量为 （6.2455+8.2662）×94.2kg=1367.00214kg 2）封头的质量

132.79kg

3）加热室和分离室充满水时水的质量 a）体积

加热室 100.012/42m31.53333m3

2

分离室 1.150.012/42.32.3394m3

2

b）水的质量

1.0103kg/m3(1.53332.3394)m33.8727103kg 4）总质量

1367.00214132.793.8727103kg5372.49214kg 5）支座的选取

根据加热室外径1000mm，选取下面规格的支座

JB/T 4725-92,耳座A4的规格

5.3.2 支座的校核 用公式

2.24Gknzlc,n

CKCOKP校核，

G5372.492149.81N0.053Nn4,z2,c,n100MN/m,k0.6

2

取 l0.2m，高度

h

l0.5

0.4m2.240.0530.6420.2100

0.0010.001m0.00323m



比值 l0.20.0032361.9，查得此时 k0.2 需重新校核



"

2.240.0530.2420.2100

0.0010.001m0.00571m

比值 l"0.20.0057135 ，查得此时 k0.2，不需重新计算 焊缝总长 Lm4(h")4(0.40.00571)m1.62284m 按 Gn0.7Lmhmm,0 校验焊缝的强度

0.0534

0.01325MN0.71.622840.00880MN

0.7270MN

故强度可以保障 。

第六章 设计总结

6.1设计结果汇总表

6.1.1蒸发工艺设计计算结果列表

表1 物料计算的结果

效次

加热蒸汽温度，C 操作压力P"i,kPa 溶液温度（沸点）ti, C

完成液浓度xi,% 蒸发量Wi，kg/h 蒸汽消耗量D，kg/h 传热面积Si,m2

40.3 Ⅰ 151.8 356.9 141.16 13.5 1500.385

Ⅱ 139.53 161.5 116.22 20.7 1517.93 1422.215

40.3

40.3 Ⅲ 113.52 20.23 66.32 40 1372.215

冷凝器 60.3 20.23

6.1.2三效蒸发器主要结构尺寸和计算结果

表2 蒸发器的主要结构尺寸的确定

加热管主要结构

加热管（无缝钢管）管径规格 加热管（无缝钢管）长度 加热管（无缝钢管)管数

循环管规格 加热室内径 分离室直径 分离室高度 溶液进出口管径 加热蒸汽进出口 冷凝水出口管径

6.1.3蒸发器辅助设备的选择

表4 气液除沫器结构尺寸的确定

气压除沫器主要结构 除沫器内管的直径 除沫器外罩管的直径 除沫器外壳的直径 除沫器内管顶部与器顶的距离

设计尺寸 Φ57×3.5 mm

2.0 m 162 Φ457×17 mm

1000 mm 1150mm 2300 mm Φ60×3.5 mm Φ165×5 mm Φ48×3.5 mm

设计尺寸 147.4 mm 221.1mm 294.8 mm 58.96 mm

表5 蒸汽冷凝器主要结构的确定

蒸汽冷凝器主要结构 蒸汽冷凝器类型 冷却水量 冷凝器的直径 淋水板数 淋水板间距L1 淋水板间距L2 淋水板间距L3 淋水板间距L4

弓形淋水板最上面一块的宽度

弓形淋水板的宽度

淋水板堰高 淋水板孔径

淋水板最上一板的实际孔数 淋水板其他各板的实际孔数

设计尺寸 多层多孔式冷凝器 34.768 m3/h 429.3 mm

4 440.51 mm 308.357 mm 215.850 mm 151.095mm 343.44mm 264.65 mm 40 mm 8 mm 313 293

6.2设计评价

本次课程设计耗时两周，第一周通过借书、上网查资料进行了大量的计算，工艺流程图也同时结束；第二周的内容是画装备图及设计说明书的排版。

总体来说，本次课程设计是比较成功的，虽然过程繁杂，时间紧迫，也有许多不足之处，如某些数据现有的资料中难以查到，只能采取近似计算的方法，设计说明书和设计图也是经过了许多次的改正，但基本上还是圆满顺利的。我们第一次课程设计难免有些许瑕疵，但相信这对我们以后的学习、工作来说是一次难得的宝贵经验。

6.3心得体会

用了大约12天的时间，终于完成了蒸发装置的设计。

回想这段峥嵘岁月，确实有不少收获。学了一个学期的化工原理,终于有机会把它运用在实际问题中，一个年产量45000吨的巨型任务，而它的设计是首要解决的问题，经过队友和我的合作，终于把它攻克了，原来化工任务的设计并不是那么的神秘，作为一名化工学院的学生，在学习完了化工原理之后，能够进行一定的化工设计，这也着实让我们体会到了理论联系实际的一次体验，同时也让我们明白学习的重要性。

这次课程设计，运用到了很多方面的知识，化工原理的，化工仪表的，AutoCAD等等，而且翻阅了大量的工具书，让我认识到快速而高效的查阅工具书是那么的重要，同时也体会到和搭档们的合作是多么的愉快。这次经验会对我以后的发展有很大的帮助，同时也教会了我很多道理，通过自己的努力克服了困难的感觉是那么美好，自己动手真的很重要，这门课对我们很有意义。

最后要感谢百忙之中抽出时间来指导我的老师，还有和我一起共同战斗的搭档们，没有他们的帮助，我想我不会这么顺利地完成任务，在这里对他们表示感谢。这次课程设计让我受益良多。

附录1：

饱和水蒸气表

附录2.符号说明

英文字母

c——比热容，kJ/(kgC)； d——管径，m； D——直径，m；

D——加热蒸汽消耗量，kg/h； f——校正系数； F——进料量，kg/h；

g——重力加速度，9.81 m/s2； h——高度，m； H——高度，m；

K——总传热系数，W/(m2C)； L——液面高度，m；

L——加热管长度，m； L——淋水板间距，m； n——效数，管数； n——第n效，校数序号； p——压强，Pa； q——热通量，W/m2； Q——传热速率，W； r——汽化潜热，kJ/kg； R——热阻，m2C/W； S——传热面积，m2； t——管心距，m； T——蒸汽温度，C；

u——流速，m/s；

U——蒸发强度，kg/(m2·h)； V——体积流量，m3/h；

W——蒸发量，质量流量，kg/h； x——溶剂的百分质量。

希腊字母

α——对流传热系数，W/(m2C)； Δ——温度差损失，C； ε——误差； η——热损失系数； η——阻力系数；

λ——导热系数，W/(m2C)； μ——粘度，Pa·s； ρ——密度，kg/m3； ∑——总和； φ——系数；

下标：

1,2,3——效数的序号； 0——进料的； i——内侧； L——溶液的； m——平均； o——外侧； p——压强； s——污垢的； W——水的； w——壁面的。

上标：

′：二次蒸汽的;

′：因溶液蒸汽压而引起的; ′′：因液柱静压强而引起的; ′′′：因流体阻力损失而引起的

参考文献

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业出版社，1986.

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出版社，1988.