化工原理课程设计-年产量112000吨NaOH水溶液蒸发装置的设计

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湖南师范大学

《化工原理》课程设计说明书





设计题目 年产量112000吨NaOH水溶液蒸发装置的设计 学生姓名 周鹏 指导老师 罗大志 学 院 树达学院 学 号 200721180135 专业班级 07制药工程1班 完成时间 2009年10月






《化工原理》课程设计成绩评定栏

满

评定基元 评审要素

评审内涵

分

格式规范

设计说明书是否符合规定的格式要求 设计说明书是否包含所有规定的内容 方案是否合理及符合选定题目的要求 工艺计算过程是否正确、完整和规范 图纸是否符合规范

5

指导教师评阅教师实评分



实评分



内容完整

设计说明书，40%

设计方案 工艺计算 过 程 图纸规范

5

10

20

5

标注清晰 标注是否清晰明了 图纸是否与设计计算的结果完全一致 设计图纸的整体质量的全面评价 上课出勤考核 制图出勤考核 答辩表述是否清楚 回答问题是否正确

5

设计图纸，

40%

与设计吻合 10

图纸质量 上课出勤 制图出勤 内容表述 回答问题



20 5 5 5 5 100





平时成绩，

10% 答辩成绩，

10%

综合成绩 成绩等级

指导教师 评阅教师 答辩小组负责人 (签 名) (签 名) (签 名)

年 月 日 年 月 日 年 月 日

说明: 评定成绩分为优秀(90-100)，良好(80-89)，中等(70-79)，及格（60-69）和不及格(<60)






目 录

1前言…………………………………………………………（1） 2设计任务……………………………………………………（2） 2.1设计任务………………………………………………（2） 2.2操作条件………………………………………………（2） 3设计条件及设计方案说明…………………………………（3） 4物性数据及相关计算………………………………………（3） 4.1估计各效蒸发量和完成液浓度………………………（3） 4.2估计各效蒸发溶液的沸点和有效总温度差…………（4） 4.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算………（7） 4.4蒸发器传热面积的估算………………………………（8） 4.5有效温度的再分配……………………………………（8） 4.6重复上述计算步骤……………………………………（9） 4.7计算结果列表………………………………………（12） 5主体设备计算和说明……………………………………（12） 5.1加热管的选择和管数的初步估计…………………（13） 5.2循环管的选择………………………………………（13） 5.3加热管的直径以及加热管数目的确定……………（13） 5.4分离室直径和高度的确定…………………………（15） 5.5接管尺寸的确定……………………………………（16） 6附属设备的选择…………………………………………（18）


6.1气液分离器…………………………………………（18） 6.2蒸汽冷凝器…………………………………………（18） 7三效蒸发器主要结构尺寸和计算结果…………………（20） 8参考文献…………………………………………………（22） 9后记及其他………………………………………………（22） 10附录…………………………………………………(23)








1 前言

蒸发器可广泛用于医药、食品、化工、轻工等行业的水溶液或有机溶媒溶液的蒸发,特别适用于热敏性物料(例如中药生产的水、醇提取液等)。同时，蒸发操作也可对溶剂进行回收。

蒸发是使含有不挥发溶质的溶液沸腾汽化并移出蒸气，从而使溶液中溶质浓度提高的单元操作。蒸发有它独特的特点：从传热方面看，原料液和加热蒸气均为相变过程，属于恒温传热；从溶液特点分析，有的溶液有晶体析出、易结垢、易生泡沫、高温下易分解或聚合、粘度高，腐蚀性强；从传热温差上看，因溶液蒸气压降低，沸点增高，故传热温度小于蒸发纯水的温度差；从泡沫夹带情况看 ，二次蒸气夹带泡沫。需用辅助仪器除去；从能源利用上分析，可以对二次蒸气重复利用……这就要求我们从五个方面考虑蒸发器的设计。

随着工业蒸发技术的发展，蒸发器的结果和型式也不断的改进。目前，蒸发器大概分为两类：一类是循环型，包括中央循环管式、悬筐式、外热式、列文式及强制循环式等；另一类是单程型，包括升膜式、降膜式、升—降膜式等。这些蒸发器型式的选择，要多个方面综合得出。

现在化工生产实践中，为了节约能源、提高经济效益，很多厂家采用的蒸发设备是多效蒸发。因为这样可以降低蒸气的消耗量，从而提高蒸发装置的各项热损失。多效蒸发流程可分为：并流流程、逆流流程、平流流程以及错流流程。在选择型式时应考虑料液的性质、工

1




程技术要求、公用系统的情况等。

通过上学期学习《化工原理》和本学期学习《化工原理课程设计》，我对蒸发器有了一定的了解和熟悉。我相信这些基础理论知识能帮助我很好的完成本次课程设计任务。虽然不可避免地会遇到很多的问题与困难，但是我将在解决问题中收获很多！我一定认真地完成好，让自己可以有更大的提高！



2.设计任务 2.1设计任务

（1）蒸发器处理能力为年产112000吨NaOH水溶液； （2）每年按照300天计，每天24小时；

（3）NaOH水溶液的原料浓度为12％，完成液体浓度为30％； （4）蒸发器的设备形式为中央循环式管式蒸发器； （5）厂址选为长沙地区。 2.2操作条件

（1）加热汽压力为500 kPa（绝热），冷凝器的绝压为20 kPa（绝热）； （2）各效蒸发器的总传热系数分别为

K1=1800 W/（m2·℃）、 K2=1200 W/（m2·℃）、 K3=600 W/（m2·℃） ；

（3）三效蒸发器中各效平均密度依次为 1120 kg/m3 、1290 kg/m3 、1460 kg/m3；

（4）原料液的比热容为3.77 KJ /（Kg/0C），原料液温度为第一效沸点温度；

（5）蒸发器中溶液的液面高度为1.2 m；

2




（6）各效加热蒸发汽的冷凝液在饱和温度下排出，忽略热损失。 3设计条件及设计方案说明

本次设计要求采用中央循环管式蒸发器，在工业上被称为标准蒸发器。其特点是结构紧凑、制造方便、操作可靠等。它的加热室由一垂直的加热管束构成，在管束中央有一根直径较大的管子，为中央循环管。

在蒸发操作中，为保证传热的正常进行，根据经验，每一效的温差不能小于5～7。通常，对于沸点升高较大的电解质溶液，应采取2～3效。由于本次设计任务是处理NaOH溶液。这种溶液是一种沸点升高较大的电解质，故选用三效蒸发器。另外，由于NaOH溶液是一种粘度不大的料液，故多效蒸发流程采用并流操作。

多效蒸发器工艺设计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：加热蒸气的消耗量，各效溶剂蒸发量以及各效的传热面积等。多效蒸发器的计算一般采用迭代计算法。 4 物性数据及相关计算

4.1估计各效蒸发量和完成液浓度

年产量：112000吨 ，且每年按照300天计算，每天24小时。

1.12108

15555.6kg/h F

30024

总蒸发量：

x00.12 WF 115555.619333.4kg/hx0.33

因并流加料，蒸发中无额外蒸气引出，可设

3




W1:W2:W31:1.1:1.2WW1W2W33.3W19333.4

2828.3 kg/h3.3

W21.12828.33111.1 kg/hW1

W31.22828.33394.0kg/h

x1x2

Fx015555.60.12

0.1467

FW115555.62828.3

Fx015555.60.12

0.1941

FW1W216666.72828.33111.1

x30.30



4.2 估计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

50020480 ΔPP1PK kPa

各效间的平均压力差为ΔPi

ΔP

3

160 kPa

由各效的压力差可求得各效蒸发室的压力，即

P1P1ΔPi500160340 kPa

P2P12ΔΔi5002160180 kPa

PK20 kPaP3

由各效的二次蒸气压力，从手册中可查得相应的二次蒸气的温度和气化潜热列于下表中。

表4.1 二次蒸气的温度和气化潜热

效数

Ⅰ 340

Ⅱ 180

Ⅲ 20

，kPa 二次蒸气压力Pi

二次蒸气温度Ti,C (即下一效加热蒸汽的温度） 二次蒸气的气化潜热ri,kJ/kg （即下一效加热蒸汽的气化潜热）

0

137.7 116.6 60.1



2155 2214 2355

4






(1)各效由于溶液沸点而引起的温度差损失

 根据各效二次蒸气温度(也即相同压力下水的沸点)和各效完成液的浓度xi，由NaOH水溶液的点杜林线图可查得各效溶液的沸点tAi分别为

tA1143 C

tA2125 C

tA378 C



则各效由于溶液蒸气压下降所引起的温度差损失为

Δt CA1T1143137.75.3

ΔtA2T2125116.68.4 C

Δt CA3T37860.117.9

所以 Δ5.38.417.931.6 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 PavP所以

ρav1gL1.1209.811.2

340346.6 kPa22ρgL1.2909.811.2

Pav2P2av2180187.6 kPa

22ρgL1.4609.811.2av320Pav3P328.6 kPa

22

Pav1P1

ρavgL 2

由平均压力可查得对应的饱和温度为

5




av1138.5TP C

T118.1 C

Pav2

av367.9TP C

所以

TPav1T1138.5137.70.8CΔ1



TPav2T2118.1116.61.5CΔ2

Δ C3TPav3T367.960.17.8

Δ0.81.57.810.1C



（3）由流动阻力而引起的温度差损失Δ

Δ C,则Δ3 C 取经验值1 C,即Δ12Δ31

故蒸发装置的总温度差损失为 Δ31.610.1344.7 C

（4）各效料液的温度和有效总温差

由各效二次蒸气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5.30.817.1Δ1Δ1 C



Δ28.41.5110.9Δ2Δ2Δ2 C

Δ3Δ C3Δ3Δ317.97.8126.7各效料液的温度为

t1T1Δ1137.77.1144.8CΔ2116.610.9127.5t2T2 C

Δ360.126.786.8t3T3 C



有效总温度差

Δ ΔtTSTK

由手册可查得500kPa饱和蒸汽的温度为151.7C、气化潜热为

6




，所以 2113kJ/kg

Δ151.760.144.746.9 ΔtTSTK C

4.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算 第Ⅰ效的热量衡算式为

t0t1D1r1

 W1η1Fcp0

r1

r1





对于沸点进料,t0t，考虑到NaOH溶液浓缩热的影响，热利用系数

1

计算式为

η10.98-0.70.1467-0.120.9613

所以 W1η1

D1r12113

0.9613D10.9426D1 r12155

第Ⅱ效的热量衡算式为

Wrtt

W2η212Fcp0W1cpw12

r2r2

0.9468η20.980.70.19410.1467

W2

Wrtt

η212Fcp0W1cpw12

r2r2

144.8127.52155

0.9468W115555.63.774.187W1

22142214

433.90.8906W1

对于第Ⅲ效，同理可得

0.9059η30.980.70.30-0.1941

W2r3t2t3

WηFcWcWc 33 p01pw2pwrr33

127.586.82214

0.9059W215555.63.774.187W4.187W12

23552355

1259.20.6836W1

又因为 W1W2W39333.4

7




联解上面各式，可得

W12968.0 kg/hW23077.2 kg/hW33288.1 kg/hD13148.7 kg/h



4.4蒸发器传热面积的估算

Si

Qi

KiΔti

Q1D1r13148.7211310001.8481106 W

3600

Δt1T1t1151.7144.86.9CQ11.8481106

S1148.8 m2

K1Δt118006.9

Q2W1r12968215310001.777106 W

3600

Δt2T2t2137.7127.510.2 C

Q21.777106S2145.2 m2

K2Δt2120010.2

3077.222141000Q3W2r21.892106 W

3600

Δt3T3t3116.686.829.8 CQ31.892106S3105.8 m2

K3Δt360029.2



误差为1

Smin105.8

10.289，误差较大，应调整各效的有效温度差，Smax148.8

重复上述计算过程。 4.5有效温度的再分配

S1Δt1S2Δt2S3Δt3

∑Δt



148.86.9145.210.2105.829.8120.7 m2

46.9S

重新分配有效温度差，可得

8




S1148.8Δt16.98.5 CS120.7S2145.2ΔtΔt210.212.3 C 2

S120.7S3105.8ΔtΔt29.826.1 C33

S120.7Δt1

4.6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

Fx015555.60.12

0.148

FW115555.62968

x1



Fx015555.60.12

x20.196

FW1W215555.629683077.2x30.30



（2）计算各效料液的温度

因末效完成液浓度和二次蒸气压力均不变，各种温度差损失可视为恒定，故末效溶液的温度仍为86.8 C, 即 t386.8 C

则第Ⅲ效加热蒸汽的温度（也即第Ⅱ效料液二次蒸气温度)为

t T3T2 C 3Δt386.826.1112.9

由第Ⅱ效二次蒸气的温度（112.9 C）即第Ⅱ效料液的浓度（0.196）查杜林线图，可得第Ⅱ效料液的沸点为122 C.有液柱静压力及流动阻力而引起的温度差损失可视为不变，故第Ⅱ效料液的温度为

Δ C t2tA2Δ221221.51.0124.5 C 同理 T2T1t2t2124.512.3136.8

由第Ⅰ效二次蒸气的温度(136.8 C)及第Ⅰ效料液的浓度（0.148）查杜

9




林线图，可得第Ⅱ效料液的沸点为142 C。则第Ⅰ效料液的温度为

Δ11420.81143.8 t1tA1Δ1 C

第Ⅰ效料液的温度也可由下式计算

151.78.6143.1 t1T1Δt1 C

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8.512.326.146.9 C

温度差重新分配后各效温度情况列于下表：

表4.2 三效蒸发器各效的温度

效次 加热蒸汽温度，0C 有效温度差，0C 料液温度（沸点），0C

Ⅰ T1=151.7 8.5 Δt1

Ⅱ T'1=136.8 Δt212.3t2=124.5

Ⅲ T'2=112.9 Δt326.3t3=86.8

t1=143.8



（3）各效的热量衡算

T1136.8 C

r12157 kJ/kg

112.9T2 C



2225r2 kJ/kg

T360.1 Cr32355 kJ/kg

第Ⅰ效

η10.980.7Δx10.980.70.1480.120.960 W1η1第Ⅱ效

10



D1r12113

0.960D10.940D1 r12157


0.9464η20.980.7Δ x20.980.70.1960.148

Wrtt

W2η212Fcp0W1cpw12

r2r2



143.8124.52157

0.9464W115555.63.774.187W1

22252225

481.40.8831W1

第Ⅲ效





0.9072η30.980.70.300.196

Wrtt

W3η323Fcp0W1cpwW2cpw23

rr33

124.586.82225

0.9072W215555.63.774.187W4.187W12

23552355

851.70.0608WW210.7963

又因为

W1W2W39333.4 联解上面各式得

W12877.5 kg/hW23022.5 kg/hW33433.5 kg/hD13061.2 kg/h



与第一次计算结果比较，其相对误差为

1

2968

0.0315

2877.5

3077.2

0.0181 3022.5

3288.1

0.0423

3433.5

1

1

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

11




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3061.2211310001.797106 W

3600

Δt18.5 CS1

Q1

K1Δt1



Q2W1r12877.5215710001.724106 W

3600

Δt212.3 C

1.797106

117.5 m2

18008.5



Q21.724106

S2116.8 m2

K2Δt2120012.3



Q3W2r33022.5222510001.868106 W

3600

Δt326.1 CS3

Q3K3Δt3

1.868106

119.3 m2

60026.1

误差为1

Smin117.5

10.015＜ 0.05，迭代计算结果合理。 Smax119.3

平均传热面积为 Sm

S1S2S3117.5116.8119.3

117.9 m2

33

4.7计算结果列表 表4.3 物料计算的结果

效次 加热蒸汽温度，0C 操作压力P'i,kPa 溶液温度（沸点）ti,0C 完成液浓度xi,% 蒸发量Wi，kg/h

Ⅰ 151.7 327 143.8 14.8 2877.5

12



Ⅱ 136.9 163 124.5 19.6 3022.5

Ⅲ 112.7 20 86.8 30 3433.5

冷凝器 60.1 20


蒸气消耗量D，kg/h 传热面积Si,m2



3061.2 117.9

117.9

117.9



5 主体设备计算和说明

5.1加热管的选择和管数的初步估计 根据加热管的型号选用：φ25×2.5mm 根据实际情况选择加热管长度选用：2m 初步估算所需管子数为n n

s117.9

790.5 -3

πd0L0.13.14251020.1

5.2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50% 。 则循环管的总截面积为

π2π

D10.5ndi2

4 4

D10.5ndi0.5790.52522.5397.6 mm

根据上式结果，选取管径相近的标准管型号为φ426×12 mm 循环管的管长与加热管相等，为2 m。 5.3加热管的直径以及加热管数目的确定

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

13




不同加热管尺寸的管心距查表得

表5.1 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φ25×2.5mm的管心距为



t32 mm

nc1.1n1.1790.530.9



估计加热管的内径 Ditnc12b 其中，b1~1.5d0



取 b1.3d01.3252.5226

所以 Ditnc12b3230.912261008.8 mm 表5.2 壳体的尺寸标准

壳体内径，mm 最小壁厚，mm

400～700

8

800～1000

10

1100～1500

12

1600～200

14

根据估算，及容器的公称直径表，试选用D1300 mm作为加热管的内径，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，当1300mm是，获得管数为924根，大于估算的足要求。所以加热管的直径为D1300 mm,总数n=924。

14



内径为管数，满加热管


5.4分离室直径和高度的确定 5.4.1分离室体积的计算式为 V

W



3600ρ 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 m3/m3s。



将工艺计算中二次蒸气的温度和流量以及根据温度所查得的二次蒸气的密度列于下

表

效次

二次蒸气温度Ti,0C 二次蒸汽流量Wi，kg/h 二次蒸气密度ρ，，kg/m

3

5.3 二次蒸气相应密度

Ⅰ 136.9 2877.5



1.8089

Ⅱ 112.7 3022.5 0.9000

Ⅲ 60.1 3433.5 0.1307



依据上表数据，分别算出各效分离室数据

V1

W12877.53

0.3682m

3600ρ1U36001.80891.2W23022.5

0.7774 m3

3600ρ2U36000.90001.2W33433.5

6.0810 m3

3600ρ3U36000.13071.2



V2

V3

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6.0810 m3。

5.4.2分离室的高度和直径的确定 确定需考虑的原则：

15




①H:D1～2②H1.8

③在允许在允许的条件离室直径应尽量与加热室相同

π

根据VD2H

4

可得：H2.5 m9

D1.7 m3





5.5接管尺寸的确定 流体进出口计算

d

4Vs

πu

5.5.1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0.8~15 m/s,此处选取u10 m/s则

VS

F15555.60.0039 m3/sρ112036004Vs

πu



d液

40.0039

22.29mm

3.1410



依据无缝钢管的常用规格选为φ32×3.5mm的标准管。 5.5.2加热管蒸汽进出口与二次蒸气出口的确定 表5.4 流体的适宜流速

强制流体的液体，m/s 自然流体的液体，m/s 饱和蒸汽，m/s 0.8～15

0.08～0.15

20～30

空气及其他气体，m/s 15～20

饱和蒸汽适宜的流速u20~30 m/s, 此处取30 m/s

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

16




VS3



d气

W33433.5

7.297 m3/sρ30.130736004VS3

πu气

47.297

556.6mm

3.1430



依据无缝钢管的常用规格选用为φ630×12mm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动，

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



表5.5 各效冷凝水密度

效次

C 温度T，

143.8 124.5 86.8

冷凝水的密度ρ,kg/m3

919.184 939.365 967.38

第Ⅰ效 第Ⅱ效 第Ⅲ效

分别计算各效冷凝水的管径：

3061.2DVS110.0009 m3/s

ρ1919.1843600d1

4VS1



πu冷凝水

40.0009

103107.07 mm

3.140.1

2877.5W

VS210.00085 m3/s

ρ3939.3653600d2

4VS2



πu冷凝水

40.00085

103104.12 mm

3.140.1



3022.5W

VS320.000868 m3/s

ρ3967.383600d3

4VS3



πu冷凝水

40.000868

103105.15 mm

3.140.1

17




为统一管径，取计算得到各效最大的管径为设计的管径，则



d3107.07 mm

依据无缝钢管的常用规格选用直径为φ127×6mm的标准管。

6 附属设备的选择 6.1气液分离器

根据蒸气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分离器。

其主要尺寸确定为 除沫器内管的直径 D0D1426 mm 且 D1:D2:D31:1.5:2 除沫器外罩管的直径

D21.5D11.5426639 mm 除沫器外壳的直径

D32D12426852 mm 除沫器的总高度 HD3852 mm 除沫器内管顶部与器顶的距离

mm h0.45D10.45426191.7

为设计方便取h200 mm 6.2蒸汽冷凝器

18




选用多层多孔式冷凝器 尺寸确定 6.2.1冷却水量VL 冷却水进出口压力为20 kPa 取冷却水进出口温度为25 C

由板式蒸汽冷凝器的性能曲线可查得1m3冷却水可冷却的蒸汽量为46.5kg





VL理VL实

WV3433.5

73.84 m3/h

X46.5

1.22V m3/hL理1.2373.8490.82

6.2.2冷凝器的直径

根据二次蒸气的体积流量WV3400.5kg/h以及二次蒸气的压强，由冷凝器内径与蒸气流量的关系图可查得D500 mm 6.2.3淋水板的设计 淋水板数：

D500 mm,取n7 淋水板间距： 取L12.0 m 根据Ln10.65Ln则

19




L20.65L m10.6521.3L30.65L20.651.30.845 m



L40.65L30.650.8450.55 mL50.65L40.650.550.36 mL60.65L50.650.360.2 m且L60.15 m



则淋水板间距符合条件 弓形淋水板的宽度：

B0.9D0.9500450 mm



B0.5D0.550050300 mma

淋水板堰高：

D500 mm;h取60 mm 淋水板孔径：

冷却水循环使用，d取8 mm 淋水板孔数：

u0η2gh0.970.8129.810.62.7 m/s

n

VL90.82

185.98 π3.143600d2u036000.00822.70

44

孔数应取整数，故为186根



7三效蒸发器主要结构尺寸和计算结果

7.1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

设计尺寸 φ25×2.5 mm

2 m 924 Φ426×12 mm

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加热室内径 分离室直径 分离室高度 溶液进出口管径

加热蒸气进出口与二次蒸气出口管径

冷凝水出口管径



1300 mm 1730mm 2590 mm φ32×3.5 mm φ630×12 mm φ127×6 mm

7.2 气液分离器结构尺寸的确定

气压分离器主要结构 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 426 mm 639 mm 852 mm 200 mm

7.3蒸汽冷凝器主要结构的确定

蒸气冷凝器主要结构 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 淋水板间距L5 淋水板间距L6 弓形淋水板的宽度

设计尺寸 多层多孔式冷凝器

90.82 m3/h 500 mm 7 2000 mm 1300 mm 845 mm 550 mm 360 mm 200 mm 300 mm

21




淋水板堰高 淋水板孔径 淋水板孔数

60 mm 8 mm 186



8参考文献



[1] 王志魁主编 [M].化工原理. 第三版 北京:化工工业出版社，2004 [2] 贾绍义 柴诚敬主编 [M].化工原理课程设计. 天津:天津大学出版社，2002

[3] 贺匡国主编 [M].化工容器及设备简明设计手册. 第二版 北京:化工工业出版社，2002 [4] 冯伯华等编辑委员会编 [M].化工工程手册. 北京:化工工业出版社，1979 [5] 陈英南 刘玉兰主编 [M].常用化工单元设备的设计. 华东理工大学出版社，2005

[6] 华南理工大学化工原理教研室著．化工过程及设备设计[M]．广州: 华南理工大学出版社,1986

9后记及其他

经过几个星期的奋战，终于做完了这个蒸发装置的设计，回想一路的艰辛，可谓记忆犹新。刚拿到这个课程设计任务已是国庆过后，经过国庆长假，老师上课讲的化工原理课程设计早已抛到九霄云外，本来就对这门课感到畏难，加之这样，就使我更加的茫然。 通过自己仔细看书，并与学长们交流以及与同学的讨论，我渐渐地发现，这个课程设计也并非我们想象的那么难，于是我坚定了一个信念，我一定能做好。

在课程设计过程中，我深刻的认识到查资料对于整个课程设计的重要性。通过这次设计，我学会了高效的查资料的技巧，特别是通过网络获取资料。设计中大量的计算既提高了我的计算能力，也培养了我的科学，严谨的态度，设计中的每一步计算都是一环扣一环，稍一出错，将导致全部返工。现在我还清晰的记得，有一天我从下午2点直

22




到晚上10点都一直在计算，厕所都没顾得上，足以看出过程的艰辛。画工艺流程图时，可谓一波三折，下了一个AutoCAD，安装后，我发现其实就是一个毒，它使我电脑里其他的所有软件都不能用了，桌面上就剩一个回收站了。电脑难逃被重装的命运，但是经过我的努力，终于把这个对于正版杀毒软件都束手无策的病毒给清除了，避免了重装系统，省去了不少麻烦。通过这次画工程图，我不仅学会了用AutoCAD 画基本的化工制图的技巧，也增长了其他的电脑知识和技能。总之，这次课程设计，使我的能力有了全方位的提高，这对于我今后的学习、工作都有极大的帮助。千淘万漉虽辛苦，吹尽狂沙始到金。

最后，我首先要感谢在百忙之中抽出时间来给我们指导的老师，是他们为我们起了拨云见日的作用，没有他们，我们不可能完成这次设计任务；我还要感谢曾经那些给过我建议和帮助的同组同学，正是由于他们的支持和帮助，我才能克服一个又一个的困难和疑惑，直至课程设计的顺利完成。特别感谢我的学姐，她提供的模板给予我不少的启迪和帮助。在课程设计即将完成之际，我的心情无法平静，从开始进入课题到设计的顺利完成，有多少可敬的师长、同学、朋友给了我无言的帮助，在这里请接受我诚挚的谢意!









10 附录

附录1：NaOH溶液的杜冷曲线

23








附录2：并流加料蒸发流程

24




3：并流加料三效蒸发器的物料衡算和热量衡算示意图25

附录




W1 ,T`1

W2 ,T`2

W3,T`3

P`1

D1 T1 W1 T2

P`2 W2 T3

P`3

F x0, t0

X1, t1 X2, t2

X3, t3

T1

T2 T3











































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