年产20万吨碳酸钾蒸发车间设计中期报告14

河北工业大学城市学院本科毕业设计（论文）中期报告1河北工业大学本科生毕业设计（论文）中期报告毕业设计（论文）题目：年产2.0万吨碳酸钾蒸发车间设计适用专业：过程装备与控制工程学生信息：学号：064049姓名：郎玥班级：过程C062指导教师信息：姓名、职称：赵景利教授报告提交日期：2010年5月19日1蒸发工段物料衡算与热量衡算1.1物料衡算已知条件：年产碳酸氢钾2万吨，除去大修、停车时间，假设设备的年工作日为300天，即工作时间数为7200小时，则年产量kg/h2778M.经离子交换工段生成浓度约为10%的碳酸氢钾溶液，进入蒸发工段，则碳酸氢钾溶液的初始浓度x0=10%，故原料处理量h/kg27780.102778xMF00.根据经验数据，经三效蒸发后碳酸氢钾浓度为x3=58%，故三效总蒸水量h/kg22990.30.10127780xx1FW300总.1.2热量衡算1.2.1初算各效传热面积⑴总有效传热温差的计算根据生产经验及指导老师建议，并考虑到锅炉压力、管道腐蚀等，确定Ⅰ效加热生蒸汽压强为P1=600kPa（绝压，以下同），温度为158.7℃，考虑到管道传热损失，确定Ⅰ效生蒸汽温度为T1=158℃。根据生产经验，确定Ⅲ效二次蒸汽压强为P3=15kPa，温度为T3=53.5℃；确定原料液经预热后预热到t0=90℃后，进入蒸发器。∵蒸发器内溶液的沸点升高为河北工业大学城市学院本科毕业设计（论文）中期报告2式中——由于不挥发溶质的存在引起的沸点升高，℃——由于液柱静压力引起的沸点升高，℃——由于管道流动阻力引起的沸点升高，℃由于本设计选用降膜蒸发器，故可忽略不计；由于三效蒸发器间隔距离较近，管道流动阻力较小，可忽略。根据生产经验，初步估算各效因不挥发溶质存在造成的沸点升高为℃21℃32℃153∴℃201532∴℃200020''∴总有效传热温差为℃有效.58420.55315810TTt⑵总有效温差在各效的预分配按等传热温差原则近似分配各效温差，取℃282t℃281t℃.5283t计算各效汽、液相温度公式如下：3,2,1'''1iTtTTtTtiiiiiiii∵℃1581T℃900t∴通过查阅相关数据，汇总各效二次蒸汽相关物性数据如下表二次蒸汽效数绝对压力（kPa）温度（℃）汽化热r′(kJ/kg)0（生蒸汽）600.0158.02091.1Ⅰ256.6128.02183.1Ⅱ91.997.02265.9℃℃℃℃℃℃.55315.568.568.528979731001002812812821301302815833'3333322'2222211'1111tTtTtTtTtTtTtTtTt河北工业大学城市学院本科毕业设计（论文）中期报告3Ⅲ15.053.52370.0⑶由热量衡算求各效水分蒸发量因为蒸发器中碳酸钾分解热较小，故在热量衡算中忽略不计。由方程组计算各效蒸水量321、、及Ⅰ效加热蒸汽消耗量D。由于没有查到有关不同碳酸氢钾溶液比热容确定的资料和公式，此处暂用水的比热容代替，即℃kg4.19kJ/wppocc将表中物性数据代入上方程组得22990100.568277809.142370.92265130100277809.14.922651.2183901309.1427780.12183.1209132121321211解此方程组得hkgWhkgWhkgWhkgD.68217.77837.76934.49466321⑷计算各效蒸发器传热面积根据生产经验初定各效传热系数为℃21/1500mWK、℃22/1000mWK、℃23/800mWK。有上述数据计算各效蒸发器传热面积如下：233322333323221122222311011114.2165.288003600107.78379.2265'2.1502810003600107.69341.2183'9.1302815003600101.20914.9466mtKrWtKQAmtKrWtKQAmtKDrtKQA因各效传热面积相差较大，故进行重新计算。河北工业大学城市学院本科毕业设计（论文）中期报告41.2.2复算各效传热面积⑴重新分配总有效传热温差℃℃℃℃℃℃3.1373.13700.236.528.4216.525.322500.23628.2150227.02200.23628.9130.1166.584.528.421628.215028.913033'322'211'12321332211AtAtAtAtAtAtmttttAtAtAA⑵重新计算各效汽液相温度根据重新分配的各效温差计算各效气液相温度如下：℃℃℃℃℃℃.55315.568.56837.5105.51053.51085.108.52513413421361362215833'3333322'2222211'1111tTtTtTtTtTtTtTtTt通过查阅相关数据，汇总各效二次蒸汽相关物性数据如下表二次蒸汽效数绝对压力(kPa)温度(℃)汽化热r（kJ/kg）0（生蒸汽）600.0158.02091.1Ⅰ306.4134.02166.1Ⅱ124.3105.52244.2Ⅲ15.053.52370.0⑶由热量衡算重新各效水分蒸发量同理，由如下方程组解得河北工业大学城市学院本科毕业设计（论文）中期报告5hkgWhkgWhkgWhkgD.38281.67768.16940.59750321⑷复算各效蒸发器传热面积传热系数同上。复算计算各效蒸发器传热面积如下：23332233332322112222231101111.616337800360010.22244.67768'.8163.5251000360010.12166.16940'.61712215003600101.2091.59750mtKrWtKQAmtKrWtKQAmtKDrtKQA因各效传热面积比较接近，故取传热面积为2170mA。⑸核算各效传热系数核算各效蒸发器传热系数如下℃℃℃23332233332322112222231101111/0.77037170360010.22244.67768'/3.9635.25170360010.12166.16940'/4.1514221703600101.2091.59750mWtArWtAQKmWtArWtAQKmWtADrtAQK各效传热系数经核算后与原估计值相差很小，故计算结果可取。河北工业大学城市学院本科毕业设计（论文）中期报告62蒸发器有关接管管径的计算2.1Ⅰ效蒸发器有关接管直径的计算2.1.1加热室⑴进料口直径由公式uVdVudsisi442式中sV：料液的体积流量sm3u：料液流速，此处取u=1m/sρ:料液密度,此处取ρ=1052.6kg/m³mmmuFuVdsi.696966.0016.105236002778043600440管子规格：φ108×4mm管法兰：HG20592-2009法兰PLDN100-0.6RF(2)进汽口直径取生蒸汽流速u=20m/s生蒸汽在158℃密度为ρ=3.1056kg/m³mmmuDuVdsi23636.2020056.133600.597504360044管子规格：φ273×4mm管法兰：HG20592-2009法兰PLDN250-0.6RF(3)出料口直径降膜蒸发器中，蒸汽与料液共同从加热室排向分离室，但因液体相对于对蒸汽体积变化很小，故可按二次蒸汽量计算管径。取蒸汽流速u=20m/s。蒸汽在134℃下密度为ρ=1.6720kg/m³。mmmuWuVdsi27171.2020720.6136001.694043600441河北工业大学城市学院本科毕业设计（论文）中期报告7管子规格：φ325×4mm管法兰：HG20592-2009法兰PLDN300-0.6RF(4)冷凝水排出口直径生蒸汽在饱和温度下冷凝，故冷凝水温度取158℃取水的流速u=0.5m/s水在158℃下的密度,ρ=909.26kg/m³mmmuDuVdsi87087.0.50909.263600.597504360044管子规格：φ108×4mm管法兰：HG20592-2009法兰PLDN100-0.6RF(5)混合料液循环管进口直径为使每根管子上都均布有液体，使传热效果达到最好，每效蒸发中都设置自循环系统，其喷淋密度取为smL5.0∴每效的循环进料量hmsLdnF/7.4543.1155.0032.03013循环取混合料液流速为u=1m/s混合料液密度,此处取ρ=1050.2kg/m³mmmuFuVdsi8.2400428.0150.20136007.4544360044循环管子规格：φ14×4mm管法兰：HG20592-2009法兰PLDN10-0.25RF2.1.2分离室⑴进料口直径进料口直径取值与本效加热室出料口直径相同为φ325×4mm(2)二次蒸汽出汽口直径出汽口直径取值与本效加热室出料口直径相同为φ325×4mm(3)出料口直径取混合料液流速为u=1m/s混合料液密度,此处取ρ=1050.2kg/m³河北工业大学城市学院本科毕业设计（论文）中期报告8mmmuWFuVdsi.8830838.01.2105036001.694027780436004410管子规格：φ108×4mm管法兰：HG20592-2009法兰PLDN100-0.25RF(4)混合料液循环管出口直径混合料液循环管出口直径取值与本效加热室混合料液循环管出口直径相同φ14×4mm2.2Ⅱ效蒸发器有关接管直径的计算2.2.1加热室⑴进料口直径进料口直径取值与Ⅰ效蒸发分离室出料口直径相同为φ108×4mm(2)进汽口直径进汽口直径取值与Ⅰ效蒸发器分离室出汽口直径相同φ325×4mm(3)出料口直径取蒸汽流速u=20m/s。蒸汽在105.5℃下密度为ρ=0.7163kg/m³。mmmuWuVdsi438384.0200.71633600.6776843600442管子规格：φ480×5mm管法兰：HG20592-2009法兰PLDN450-0.25RF(4)Ⅰ效冷凝水入口直径冷凝水入口直径取值与Ⅰ