产2.0万吨碳酸钾蒸发车间设计毕业设计说明书.doc

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1、河 北 工 业 大 学毕业设计说明书姓 名： 学 号： 064023 院 系： 化工学院 专 业： 过程装备与控制工程 题 目：年产2.0万吨碳酸钾蒸发车间设计指导教师： 教授 评阅者： 年 月 日题目：年产2.0万吨碳酸钾蒸发车间设计摘要： 碳酸钾是一种重要的无机基础化工原料，主要用于电视玻壳、化肥脱碳、电焊条、制药、双氧水、电影胶片、搪瓷、印染、钾玻璃等行业。碳酸钾生产有草木灰法、吕布兰法、电解法、离子交换法等，但是目前国内碳酸钾生产的主要方法是离子交换法。首先，本文介绍了碳酸钾的国内外生产和需求以及发展情况。其次，详细的介绍了本次设计的工艺流程和工艺计算过程。 此外，原料及动力的消耗、车

2、间布置以及节能环保的设计等也是本次设计的重要组成部分。关键词： 碳酸钾；离子交换法；工艺计算；毕业设计中文摘要毕业设计外文摘要Title ：Evaporation workshop design of potassium carbonate producing 4.0X107kg/yAbstractPotash carbonate was an important foundation of inorganic chemical raw materials, mainly for the TV glass-shells, chemical, pharmaceutical, decarburiz

3、ation, wire hydrogen peroxide, film, enamel, printing and dyeing, potassium glass etc. At present domestic potash production main methods are ion exchange. This design has introduced the potash production and demand at home and abroad and also introduced existing production processes and equipment o

4、f the main trend.Then, the design has introduced the technological process and craft calculation. In addition, the raw material and power consumption, workshop layout and energy-saving design is an important part of the design.Keywords：potassium carbonate ；ion exchange；Process calculation ； 1、引言61.1

5、碳酸钾概况61.2碳酸钾的生产现状71.3本次工艺设计流程及设备简介82、工艺流程描述122.1离子交换法生产碳酸钾简介122.2碳酸钾的生产工艺流程123、蒸发工段物料衡算与热量衡算133.1物料衡算133.2热量衡算134、蒸发器加热室结构设计及强度计算184.1加热室中换热管的排布及壳体直径的计算184.2效加热室结构的设计194.3效加热室的结构设计244.4效加热室的结构设计295.蒸发器分离室的结构设计和强度计算315.1效分离室尺寸的确定315.2效分离室结构的设计315.3效分离室尺寸的确定355.4效分离室结构的设计355.5效分离室尺寸的确定355.6效分离室的结构设计36

6、6.预热器的设计396.1第一预热器的设计396.2第二预热器的设计397.直接冷凝器的设计407.1需要的冷却水量W407.2直接冷凝器的筒体直径407.3直接冷凝器各管口直径的确定407.4直接冷凝器壁厚的设计417.5淋水板板数及间距417.6弓形淋水板各参数的确定428冷凝水罐的设计438.1冷凝水罐直径和长度的确定438.2冷凝水罐壁厚的确定439.泵的选型44设计总结45致谢46参考文献471、引言20世纪90年代，随着世界范围内电视机特别是家用计算机需求的迅猛增加，刺激和推动了碳酸钾生产与市场持续走强，世界各地掀起了新建或扩建碳酸钾装置的热潮。1995年世界碳酸钾生产能力约为50

7、万吨，产量约30万吨；2000年生产能力约为72万吨，产量5万吨左右。目前世界碳酸钾主要生产国家和地区为美国、西欧、中国、日本和韩国。主要进口国有英国、荷兰、比利时、意大利等；主要出口国有德国、西班牙、韩国、美国等。其中美国现有生产能力达到18.5万t/a,开工率在90%以上；日本碳酸钾总生产能力达到8万t/a但仍不能满足国内需求,每年需从国外大量进口；韩国和我国台湾近几年也扩大了碳酸钾生产能力；欧洲地区（主要国家为法国、德国、比利时、意大利、西班牙等）碳酸钾总生产能力已增加到15万t/a,基本能够满足该地区需求增长。 碳酸钾是重要的基本无机化工、医药、轻工原料之一，主要用于光学玻璃、电焊条、

8、电子管、电视显像管、灯泡、印染、染料、油墨、照像药品、泡花碱、聚酯、炸药、电镀、制革、陶瓷、建材、水晶、钾肥皂及药物的生产。用作气体吸附剂，干粉灭火剂，橡胶防老剂。还用于脱除化肥合成气中二氧化碳。也可用作含钾肥料。随着高新技术的不断开发，碳酸钾在洗涤助剂和味精、食品等领域的应用也日趋扩大。 在无机工业主要用于制造酒石酸钾钠、铝氟酸钾、硫氰酸钾、钛白粉。医药工业用于制造长效磺胺、黄体酮、可的松、知阿可尔、苯甲酸雌二醇等药。玻搪工业用于珐琅粉配制，以增强其流平性，加入玻璃中起助熔作用，并提高玻璃透明度和折光系数。染料工业用于制造阴丹土林、分散红3B、还原灰M等。印染工业用于还原染料的印染和冰染的拔

9、白。橡胶工业用于制造4010防老剂。毛麻棉工业用于棉布煮炼和羊毛的脱脂等。1.1 碳酸钾概况1.1.1碳酸钾性质白色结晶粉末。密度2428gcm3。熔点89l。沸点时分解。溶于水，水溶液呈碱性，不溶于乙醇、丙酮和乙醚。吸湿性强，暴露在空气中能吸收二氧化碳和水分，转变为碳酸氢钾。水合物有一水物、二水物、三水物。纯品含K2O，68.12，其外观为白色粉末状结晶，密度2.43g/cm3，熔点891，热稳定性高，在1000以上也不分解。其吸湿性很强，在空气中易潮解。碳酸钾水溶液呈碱性。长期存放能逐渐吸收二氧化碳而转变为碳酸氢钾固体，K2CO3不溶于乙醇及醚。白色粉末状结晶，易溶于水，吸湿性很强，易结块

10、，长期暴露在空气中会吸收二氧化碳，转变为碳酸氢钾，应密封包装。 1.1.2碳酸钾的发展前景. 我国粒状碳酸钾大量用于彩电显像管玻壳的生产，能有效地提高电视图像的清晰度，因为碳酸钾具有提高玻璃透明度、强度及折光系数的作用。对于碳酸钾其他应用市场，如洗涤剂、高级玻璃、国际陶瓷、浓缩洗衣粉等市场已经启动，其技术的发展使碳酸钾销量大增，此类市场长期看好。随着我国经济稳步、健康、持续发展，居民购买力的提高，电子行业碳酸钾的用量每年将以15%的速度增长。特别是大屏幕彩电的问世及电脑的普及，对碳酸钾的发展起到极大的促进作用。1.2 碳酸钾的生产现状从1950年代至今，世界碳酸钾生产工艺依次经历了草木灰法、路

11、布兰法、电解法、有机胺法、离子交换法和离子膜电解碳化法。前4种方法因产品质量差、工艺复杂、能耗高、不适应大规模工业化生产等因素，于1970年代初即被淘汰。后两种工艺是目前普遏采用的方法，我国主要采用离子交换法，国外主要采用离子膜电解碳化法。1.2.1离子交换法1970年代初开发成功，对我国碳成钾行业的发展具有重要作用。目前除了成都化工股份有限公司以外，国内碳酸钾生产厂全部采用该法。主要工艺流程为:以氯化钾为原料配制精盐水，以氨水、二氧化碳为原料制备碳胺液，二者通过阳离子交换树脂床进行交换，收集液经蒸发浓缩、碳化结晶、离心分离、锻烧热解、干操即可制得符合标准的碳酸钾产品。主要优点是工艺流程简单，

12、投资少，产品质量好，技术成熟可靠，能够充分利用合成氮生产过程中的过剩氨水和多余放空的二氧化碳气，氨厂联产，成本较低。缺点是碳酸钾母液浓度低，蒸发浓缩能耗较高;二是生产过程中产生大量副产品氯化铵废水，因浓度太低无法全部回收利用，不符合清洁生产要求。随着环保法规的越来越严格，生产厂必须增建氯化氮回收装置，但因其溶液浓度较低，腐蚀性较强，对回收设备要求高，回收成本高，再加上氯化按产品市场不好，生产厂积极性不高。目前除了山西文通、鲁化厂进行了氯化铵回收外，其它厂未见有回收的报道。离子交换法经过几十年的技术改造，工艺流程得以不断改进，各项工艺指标基本达到最优化，进一步挖潜降耗的幅度较小。1.2.2离子膜

13、电解碳化法该法是世界发达国家普遍采用的技术。1990年，成都化工股份有限公司从美国引进10kt/a组氯化钾(可产12kt/a碳酸钾)的离子膜电解装置，并采用日本流化床碳化干操技术，建成我国第一套也是目前唯一一套离子膜电解碳化法碳酸钾生产装置。其工艺流程为:将精制为超纯盐水的氯化钾溶液泵至电解槽通电电解，分别得到氯气、氢气，在阴极生产32%一35%的氢氧化钾，流至碱液循环槽，大部分碱液用泵循环并加人无离子水后再进人电解槽阴极室，成品碱液送至蒸发工段浓缩至48%，在流化床内与高温(650)二氧化碳反应生成碳酸钾，经降温、结晶即为成品。该法优点是产品质量稳定，杂质容易控制，松密度高，流程短，生产自动

14、化程度高，三废少，维护检修简单，易于操作，适合大型工业化生产。主要缺点是投资大，需要引进国外技术和设备。1.2.3国内新工艺开发我国现行碳酸钾生产工艺中，无论是国内自主开发、普遍采用的离子交换法，还是引进的所谓具有国际先进水平的离子膜电解碳化法，在实际生产中均表现出比较明显的缺点或不足，不适应该行业的快速发展。1.3本次工艺设计流程及设备简介1.3.1 蒸发器的选择蒸发是浓缩溶液的单元操作，是使含有不挥发溶质的溶液沸腾汽化并移出蒸汽，从而使溶灌中溶质浓度提高的单元操作。蒸发所采用的设备为蒸发器。蒸发操作广泛应用于化工、轻工、食品、制药、原子能及冶金、电子等工业中。蒸发可以在常压，加压或减压下进

15、行。减压蒸发称为真空蒸发，溶液在低于常压条件下其沸点下降，因此不仅可以提高其有效传热温差也可以防止物料变性或分解。热泵蒸发是把产生的二次蒸汽压缩，提高压力后送入加热室再次用作加热介质，提供溶剂汽化所要的热量。减压闪蒸是把溶液送入低压空间，使其在绝热条件下急剧汽化。适宜于回收热溶液的热量，或处理外面结垢的料液。 蒸发器有很多类型，其大约包括垂直短管型蒸发器，垂直长管型蒸发器，升膜蒸发器，降膜蒸发器，升降膜蒸发器，刮板薄膜蒸发器等等其各自有各自的优点。 在蒸发器方面，该设计采用降膜蒸发器料液从顶部进入料液分布器，把料液均匀的分布到每根加热管中，并使其成膜状沿管壁往下流，液膜受到从管壁传入的热量就开

16、始蒸发汽化。当传热温差不大时，汽化不是在加热管内表面，而是在强烈扰动的膜的表面出现，因此不易结垢。产生的蒸汽通常是与液膜并流往下，由于汽化表面很大，蒸汽的液沫夹带量较少。这种蒸发器消除由于静压引起的有效传热温差损失，蒸发器器的压降也很小，且在低温差下有较高的传热效率。其显著特点具体如下: 1、有较高的传热系数。由于溶液沿管壁旱传热效果较好的膜状流动，液膜很薄且有波动性，有利于液膜与管壁间的传热。2、传热温差损失小。因为降膜蒸发器没有因液位静压引起的沸点升高而带来的温差损失，且料液是在热交换管内流动过程中而被逐渐蒸浓的，一般情况下料液一次性通过管子即可达到蒸浓的要求，因此溶液沸点升高引起的温并损

17、失较小。在总推动力不变的前提下，使有效传热温差变大。3、易于实现多效操作。降膜蒸发器传热温差损失小，提高了总有效传热温差;另外降膜蒸发传热系数高，在传热量及传热面积不变的情况下，所需的传热温差就较低，因而易于实现多效蒸发。4、易于处理热敏性物料。溶液往往一次通过加热室即可达到要求，停留时间短，特别适合于处理牛奶、果汁、抗生素、医药中间体等热敏性物料。5、适用于处理易起泡的物料。降膜蒸发器汽化表面很大，因而二次蒸汽中的雾沫夹带少。6、不适于处理易结晶、结垢和粘度很大的溶液。发生上述情况时将破坏溶液在管内成膜，从而使传热效率大大降低。而且，对于管内蒸发的竖管降膜蒸发器，所用管子往往内径不大，而管长

18、很长，因而清洗困难。7、必须安装料液成膜装置。为了使料液对每根换热管均匀分配，并使料液在管内可均匀布膜，蒸发管顶部必须安装液体分布器和料液成膜装置。同时必须严格控制蒸发管的垂直度。料液出口二次汽料液进口生蒸汽汽1.3.2蒸发效数的确定 单效蒸发是原料液在蒸发器内被加热汽化，产生的二次蒸汽由蒸发器引出后排空或冷凝，不再利用，多效蒸发是把产生的二次蒸汽作为后效的加热蒸汽，使热量多次利用，因此比单效蒸发节省能量。但不是效数越多越好，应该综合科考虑设备腐蚀问题，设备投资问题。设备投资几乎与效数成正比增加，而能耗的下降（蒸汽耗量与水耗量的减少）却与效数成反比，当因节能而省下的开支不足以补偿设备折旧费的增

19、加时，增加效数失去经济价值，在投资有限时，其效数也受限制。另外随着效数增加，温度差损失加大。有些溶液的蒸发，若设计效数过多，还可能出现总温度差损失等于甚至大于总理论温度差的极端情况。最后随着效数的增加，蒸发强度下降，设备投资费用增大：而且加热蒸汽的经济性提高的幅度降低。在多效蒸发中，可选用溶液的顺流、逆流、平流和混流操作流程，应根据溶液的特性、操作方便及经济程度来定。在工程上主要应用的是并流和逆流。并流是溶液与蒸汽的流向相同，都由第一效顺序流入在最后一效。原料液用泵送入第一效，依靠效间的压差自动流入下一效，浓缩液自末效由泵抽出。并流是原料液有末效由泵打入，并用泵依次加到前一效，完成液体有一效排

20、出，料液与蒸汽逆向流动。随着溶剂的蒸发溶液的浓度逐渐提高，溶液的蒸发温度也逐渐提高，因此各效的传热系数也大致相同。但溶液有由后一效送入前一效时液温低于送入效的沸点，有时需要补充加热，否则产生的二次蒸汽量将逐渐减少。一般用于粘度随温度变化较大的溶液。 综合考虑各种因素决定该过程采用三效并流蒸发（由于回凝气体太多，不适宜采用热泵），浓度为10%左右的离子交换液晶挥氨器挥氨后进入一效蒸发器，蒸发浓度控制在20%，一效出来的溶液进入二效蒸发器，二效蒸发器中的浓度控制在40%；二效出来的溶液进入三效蒸发器，在三效蒸发器内浓缩到58%左右，最后用泵将三效完成液打入碳化工段进行碳化，在压力方面，第一效采用加

21、压，第二效采用常压，第三效采用减压的工艺流程，提高了蒸汽利用率，减少了能量损失。采用并流，溶液和蒸汽的流向均为第一效顺流至末效，完成也由末效底部排出。优点是：利用各效间压差自动进料，省去输液泵；由于前效温度高于后效，进料成过热状态，产生自蒸发，各效之间可不设预热器；辅助设备少，装置紧凑，温差损失少；操作简便，工艺稳定。但也存在一定缺点：后效温度低，组成高，料液黏度增大，降低了传热系数。因碳酸钾溶液随组成增高黏度变化不大，故可采用并流工艺工艺流程简图如下：三效顺流蒸发工艺流程示意图2、 工艺流程描述2.1离子交换法生产碳酸钾简介连续离子交换技术是80年代开发的完全革新的分离工艺技术,经过不断地改

22、进和完善,目前已成功地应用在医药、化工、化肥等不同产业领域中。离子交换法目前为国内大部分碳酸钾生产企业所采用，其主要工艺流程为:以氯化钾为原料配制精盐水,以氨水、二氧化碳为原料制备碳铵溶液,二者通过阳离子交换树脂床进行交换,收集液经蒸发浓缩、碳化结晶、离心分离、煅烧热解、干燥即可制得符合标准的碳酸钾产品。反应（式中R为树脂分子骨架部分）如下KR+NH4HCO3NH4R+KHCO3NH4R+KClKR+NH4Cl2KHCO3K2CO3+CO2+H2O这种方法的主要优点是工艺流程简单,投资少,产品质量好,技术成熟可靠,成本较低。缺点一是碳酸钾母液浓度低,蒸发浓缩能耗较高；二是生产过程中产生大量氯化

23、铵废水,因浓度太低全部回收利用困难,不符合清洁生产要求。2.2碳酸钾的生产工艺流程用离子交换完成液预热后，在解吸塔中分解挥氨，然后进入三效蒸发单元，蒸发完成液进入二氧化碳吸收塔，碳酸钾全部被碳酸化为碳酸氢钾。碳酸化所用的二氧化碳气来自煅烧石灰石，解吸塔分解的氨气被氨吸收塔吸收为氨水做配液循环使用。再将生产出来的碳酸氢钾进行重结晶，经分离机离心分离，进入沸腾床干燥，最后经包装便可得到产品。3、 蒸发工段物料衡算与热量衡算3.1 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。经离子交换工段生成浓度约为10%的碳酸氢钾溶液，进入蒸

24、发工段，则碳酸氢钾溶液的初始浓度x0=10%。总的蒸发量；进料量；总的蒸水量；3.2 热量衡算3.2.1 初算各效传热面积(1) 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，确定效及效蒸汽压力和温度如下：效生成蒸汽表压0.4MPa，即绝对压力为500kPa，对应温度为151效二次蒸汽表压-0.08MPa，即绝对压力为20kPa，对应温度为60因为蒸发器内溶液的沸点升高为式中 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

25、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 总有效传热温差为(2) 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 计算各效汽、液相温度如下： 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效数0123压强（MPa）491.25237.8698.1520温度T()151125.59960汽化热r(KJ/Kg)2115.32170.862260.982847.6 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及效加热蒸汽消耗量。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

26、容代替，即将表中物性数据代入上方程组解方程组得 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、。有上述数据计算各效蒸发器传热面积如下：因各效传热面积相差较大，故进行重新计算。3.2.2 复算各效传热面积(1) 重新分配总有效传热温差 (2) 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： 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效数0123压强（MPa）491.2526812020温度T()15112910460汽化热r(KJ/Kg)2115.32179.22246.82847.6(3) 由热量衡算重新各效水分蒸发量同理，由如下方程组解得(4) 复算各

27、效蒸发器传热面积复算计算各效蒸发器传热面积如下：因各效传热面积比较接近，故取传热面积(5) 核算各效传热系数核算各效蒸发器传热系数如下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。4、 蒸发器加热室结构设计及强度计算4.1 加热室中换热管的排布及壳体直径的计算本设计采用换热管为383.0、全管长6米的不锈钢换热管。考虑到上下管板各自厚度大约为0.04m，以及换热管突出下管板的长度约为3mm，故换热管的有效换热长度为：。每根换热管的有效传热面积为：所需换热管总数约为：本蒸发器中换热管按正六边形排列，其正三角形的数目为10，六角形对角线上的管数为21，六角形内的管数为331根。4.2 效

28、加热室结构的设计4.2.1 效加热室各接管直径的确定（1） 料液进口直径 按公式式中 ：体积流量 ：混合料液流速，取 =1m/s :混合料液密度, =1150kg/m（80时溶液的密度） 选择直径1084管法兰：HG20592-2009 法兰 PLDN100-0.5 RF（2） 生蒸汽入口直径 ：生蒸汽流速 取=20m/s D：生蒸汽流量 D= 10646kg/h : 生蒸汽密度, =2.623kg/m（151时的蒸汽密度）选择直径3006管法兰：HG20592-2009 法兰 PLDN300-0.5 RF（3） 料液出口直径降膜蒸发器中，蒸汽与料液共同排出，但因液体对蒸汽体积变化很小，故可按

29、二次蒸汽量计算管径：蒸汽流速 取=20m/sW1：蒸汽流量 W1= 7610 kg/h: 蒸汽密度, =1.484kg/m（129时的蒸汽密度）选择直径3006管法兰：HG20592-2009 法兰 PLDN300-0.5 RF（4） 冷凝水出口直径生蒸汽在饱和温度下冷凝，故冷凝水温度取151：水的流速 取=1.0m/sD：冷凝水流量 D=10646kg/h:水的密度, =916.04kg/m（151时的密度）选择直径763管法兰：HG20592-2009 法兰 PLDN80-0.5 RF(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，

30、其喷淋密度取为取混合料液流速为=1m/s根据物料特性选择管子规格：563管法兰：HG20592-2009 法兰 PLDN50-0.25 RF4.2.2效加热室壁厚的设计效加热室设计条件如下名称管程壳程工作介质碳酸钾溶液蒸汽，冷凝水工作温度80进口80151出口131工作压力KPa0389.925设计压力KPa428.92428.92设计温度151151传热面积220分别对筒体和封头的壁厚进行计算如下： （1）筒体受内压因此壁厚计算公式为： 当同体的厚度很薄时往往给运输，制造，吊装带来不便，因此规定高合金钢最小厚度不得小于2mm，因此=2mm（2） 筒体受内压封头厚计算公式为因此最小厚度取2mm

31、，查阅化工机械书得直边高度为25mm4.2.3效加热室的水压试验校核（1）壳程水压试验压力及强度校核 式中 :内压容器的试验压力， ：设计压力， ：试验温度下材料许用应力， ：设计温度下材料许用应力， 试验压力下筒体的薄膜应力（2）管程水压试验压力及强度校核4.2.4效加热室强度校核出料口3006的开孔补强计算(若开口最大的出料口不需要补强则都不需要补强)A补强方法的判别筒体开孔直径小于600mm，且小于520mm满足等面积法开孔补强计算要求B开孔所需补强面积 式中 :筒体计算厚度， ：接管厚度 ：接管有效厚度 ：强度削弱系数C有效的补强范围有效宽度BD有效补强面积封头多余金属面积接管多余金属

32、面积接管区焊缝面积（焊脚取）4.2.5效加热室各零部件的选择（1）管板的确定管板的厚度为40mm，材料0Gr18N10Ti采用胀接连接法（2）折流板的确定折流板为弓形，取板间距为1000 共6块，厚度为12（3）拉杆、定距管设计拉杆直径为16 共6个，均布在管束的外边缘。（4）膨胀节的设计波形膨胀节 ，型号 ZDL(5)支座的确定选择悬挂式支座，数量为4个设备总重量为11057kg考虑水压试验时设备总重量约为支座承受载荷选择悬挂型支座A 型螺栓分步圆直径4.3 效加热室的结构设计4.3.1 效加热室各接管直径的确定（1） 料液进口直径：料液的流速 取=1.0m/s:混合料液密度, =1300k

33、g/m：体积流量 20170kg/h选择直径763管法兰：HG20592-2009 法兰 PLDN80-0.25 RF（2）料液出口直径：料液的流速 取=20m/s:混合料液密度, =0.9868kg/m：体积流量 8284kg/h选择直径4006管法兰：HG20592-2009 法兰 PLDN400-0.25 RF（3） 加热蒸汽入口直径加热蒸汽为效的二次气故其直径为3006管法兰：HG20592-2009 法兰 PLDN300-0.25 RF（4） 冷凝水排出口直径：水的流速 取=1m/s:129水的密度, =935.298kg/m：体积流量 18256kg/h选择直径894.5管法兰：H

34、G20592-2009 法兰 PLDN80-0.25 RF(5) 混合料液循环管进口直径 与一效混合料液循环管进口直径直径相同 管子规格：5634.3.2效加热室壁厚的计算蒸发器的材料选择0Gr18N10Ti设计条件如下：名称管程壳程工作介质碳酸钾溶液蒸汽，冷凝水工作温度80进口131129出口107工作压力KPa178162设计压力KPa195.8178设计温度131129传热面积220（1）筒体受内压因此壁厚计算公式为： 当同体的厚度很薄时往往给运输，制造，吊装带来不便，因此规定高合金钢最小厚度不得小于2mm，因此=2mm(2)筒体受内压封头厚计算公式为因此最小厚度取2mm，综合考虑后取封

35、头壁厚与筒体的壁厚相同，为8mm查阅化工机械书得直边高度为25mm4.3.3效加热室水压试验校核（1）壳程水压试验压力及强度校核试验压力下筒体的薄膜应力（2）管程水压试验压力及强度校核4.3.4效加热室强度校核A补强方法的判别筒体开孔直径小于600mm，且小于520mm满足等面积法开孔补强计算要求B开孔所需补强面积C有效的补强范围有效宽度BD有效补强面积封头多余金属面积接管多余金属面积接管区焊缝面积（焊脚取）4.3.5效加热室各零部件的选择(1)管板的确定管板的厚度为40mm，材料0Gr18N10Ti采用胀接连接法(2)折流板的确定折流板为弓形，取板间距为1000 共6块，厚度为12（3）拉杆

36、、定距管设计拉杆直径为16 共6个，均布在管束的外边缘。（4）膨胀节的设计波形膨胀节 ZDL（4）支座的选择与效加热室一样4.4效加热室的结构设计4.4.1效蒸发器接管直径的确定（1） 料液入口直径：料液的流速 取=1.0m/s:混合料液密度, =1500kg/m：体积流量 11886kg/h选择直径573.5管法兰：HG20592-2009 法兰 SODN50-1.0 FM（2）料液出口直径：料液的流速 取=20m/s:混合料液密度, =0.13068kg/m：体积流量 7096kg/h假如管内直走蒸汽可得管径如下：假如管子内直走液体可得管径如下：管内为蒸汽和水的混合物因此可确定其直径为80

37、06管法兰：HG20592-2009 法兰 SODN800-1.0 FM（3）加热蒸汽入口直径加热蒸汽为效的二次气故其直径为4506管法兰：HG20592-2009 法兰 SODN450-1.0 FM（4）冷凝水排出口直径：水的流速 取=1m/s:104水的密度, =955.07kg/m：体积流量26540kg/h选择直径1084管法兰：HG20592-2009 法兰 SODN1001.0 FM（5） 混合料液循环管进口直径与一效混合料液循环管进口直径直径相同 管子规格：5634.4.2效蒸发器壁厚的确定设计压力0.1MPa 设计温度104筒体和封头的厚度一样水压试验校核，强度校核，各个零部件

38、的选取与,效相似5.蒸发器分离室的结构设计和强度计算5.1效分离室尺寸的确定蒸汽速度可按下式估算 式中 ：蒸发室中蒸汽平均上升速度 ：溶液和蒸汽的密度， ：雾沫携带因子，对于水溶液取为 圆整后分离室直径为2000mm5.2效分离室结构的设计5.2.1效分离室各接管直径的计算 进料口直径3006（其直径与加热室出料口直径相同） 出汽口直径3006（其直径与加热室出料口直径相同） 出料口直径 直径为894.5 循环管的直径 与加热室的循环管的直径相同 管子规格：5635.2.2效分离室壁厚的计算(1) 分离室壁厚的设计当同体的厚度很薄时往往给运输，制造，吊装带来不便，因此规定高合金钢最小厚度不得小

39、于2mm，因此=2mm综合考虑各种因素取(2) 筒体受内压椭圆形封头厚计算公式为规定高合金钢最小厚度不得小于2mm，因此=2mm综合考虑各种因素取，直边高度25mm（3） 筒体受内压折边锥形形封头厚计算厚度计算公式；因，所以。 ， 名义厚度为，取封头和筒体壁厚相同，直边高度25mm5.2.3效分离室水压试验校核试验压力下筒体的薄膜应力因此水压试验安全5.2.4效分离室强度校核 A.补强方法的判别筒体开孔直径小于600mm，且小于520mm满足等面积法开孔补强计算要求B开孔所需补强面积C有效的补强范围有效宽度BD有效补强面积封头多余金属面积接管多余金属面积接管区焊缝面积（焊脚取）5.2.5效分离

40、室各零部件的选择(1)支座的选择采用型悬挂式支座，数量为4个选择悬挂式支座A型螺栓分布圆直径(2) 视镜的选择据HGJ501-86-20,选视镜，两个(3)除沫器的设计网式除沫器5.3效分离室尺寸的确定 圆整后分离室直径为2400mm5.4效分离室结构的设计 进料口直径4006（其直径与加热室出料口直径相同） 出汽口直径4006（其直径与加热室出料口直径相同） 料液出口直径 圆整后取直径573.5 循环管的直径 与加热室的循环管的直径相同 管子规格：563其厚度计算，水压试验校核，强度校核与效雷同，这里不再重复5.5效分离室尺寸的确定 圆整后取直径3700mm效分离室接管直径确定 进料口直径8

41、006（其直径与加热室出料口直径相同） 出汽口直径8006（其直径与加热室出料口直径相同） 料液出口直径 圆整后取直径573.5 循环管的直径 与加热室的循环管的直径相同 管子规格：5635.6效分离室的结构设计5.6.1效分离室壁厚的设计该效分离室的设计压力0.1MPa，设计温度为60（1） 筒体壁厚的计算 由于该分离室属于外压容器，假设其名义厚度为14mm分离器两封头分别采用标准椭圆封头和60折边锥形封头，其直边高度均为假设名义厚度为18mm则其有效有效厚度17.4mm因此筒体厚度定为18mm，由于筒体厚度太大，不仅不节省材料，而且运输也不方便，因此将筒体厚度设为10mm，并设置加强圈。（

42、2） 椭圆封头壁厚计算采用标准椭圆封头，由于筒体承受外压假设其名义厚度10mm，则其有效厚度为9.4mm(3)锥形封头壁厚的设计=60但是由于厚度过度会造成很多不便因此厚度取10mm，同时设计加强圈。5.5.1效分离室水压试验校核（1）式中 : 内压容器的试验压力， ：设计压力， ：试验温度下材料许用应力， ：设计温度下材料许用应力， 试验压力下筒体的薄膜应力（2）管程水压试验压力及强度校核其他的设计与，效蒸发器相同这里不在重复6.预热器的设计该设计为了使原料液达到80，工艺流程中需要两台预热器，分别是预热器一和预热器二。第一台预热器是利用三效二次气进行预热，最终将料液加热到50。第二台预热器是利用三效出来冷凝水进行再次预热，将原料液加热至806.1第一预热器的设计预热原料液所需要的热量所需要的三效二次气的质量流量因此该设计满足设计要求则第一预热器所需要的换热面积为6.2第二预热器的设计热量守恒列方程得带入数据得