蒸发浓缩

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蒸发操作在工业中的应用

蒸发就是用加热的方法，将含有不挥发性溶质的溶液加热至沸腾状况，使部分溶剂汽化并被移除，从而提高溶剂中溶质浓度的单元操作。工业生产中应用蒸发操作有以下几种场合：

1、浓缩稀溶液直接制取产品或将浓溶液再处理（如冷却结晶）制取固体产品，例如电解烧碱液的浓缩，食糖水溶液的浓缩及各种果汁的浓缩等；

2、同时浓缩溶液和回收溶剂，例如有机磷农药苯溶液的浓缩脱苯，中药生产中酒精浸出液的蒸发等；

3、为了获得纯净的溶剂，例如海水淡化等。

总之，在化学工业、食品工业、制药等工业中，蒸发操作被广泛应用。

 蒸发操作的特点

工程上，蒸发过程只是从溶液中分离出部分溶剂，而溶质仍留在溶液中，因此，蒸发操作

即为一个使溶液中的挥发性溶剂与不挥发性溶质的分离过程。由于溶剂的汽化速率取决于传热速率，故蒸发操作属传热过程，蒸发设备为传热设备，但是，蒸发操作与一般传热过程比较，有以下特点：

1、溶液沸点升高

由于溶液含有不挥发性溶质，因此，在相同温度下，溶液的蒸气压比纯溶剂的小，也就是说，在相同压力下，溶液的沸点比纯溶剂的高，溶液浓度越高，这种影响越显著。

2、物料及工艺特性

物料在浓缩过程中，溶质或杂质常在加热表面沉积、析出结晶而形成垢层，影响传热；有些溶质是热敏性的，在高温下停留时间过长易变质；有些物料具有较大的腐蚀性或较高的粘度等等。

3、能量回收杀螺剂

蒸发过程是溶剂汽化过程，由于溶剂汽化潜热很大，所以蒸发过程是一个大能耗单元操作。因此，节能是蒸发操作应予考虑的重要问题。

蒸发操作的分类 1、按蒸发方式分： 自然蒸发：即溶液在低于沸点温度下蒸发，如海水晒盐，这种情况下，因溶剂仅在溶液表面汽化，溶剂汽化速率低。 沸腾蒸发：将溶液加热至沸点，使之在沸腾状态下蒸发。工业上的蒸发操作基本上皆是此类。 2、按加热方式分： 直接热源加热 它是将燃料与空气混合，使其燃烧产生的高温火焰和烟气经喷嘴直接喷入被蒸发的溶液中来加热溶液、使溶剂汽化的蒸发过程。 间接热源加热 容器间壁传给被蒸发的溶液。即在间壁式换热器中进行的传热过程。 3、按操作压力分： 可分为常压、加压和减压（真空）蒸发操作。很显然，对于热敏性物料，如抗生素溶液、果汁等应在减压下进行。而高粘度物料就应采用加压高温热源加热（如导热油、熔盐等）进行蒸发 4、按效数分： 可分为单效与多效蒸发。若蒸发产生的二次蒸汽直接冷凝不再利用，称为单效蒸发。若将二次蒸汽作为下一效加热蒸汽，并将多个蒸发器串联，此蒸发过程即为多效蒸发。  下图为单效真空蒸发

中央循环管式蒸发器 中央循环管式蒸发器为最常见的蒸发器，其结构如图所示，它主要由加热室、蒸发室、中央循环管和除沫器组成。蒸发器的加热器由垂直管束构成，管束中央有一根直径较大的管子，称为中央循环管，其截面积一般为管束总截面积的40%～100%。 当加热蒸汽（介质）在管间冷凝放热时，由于加热管束内单位体积溶液的受热面积远大于中央循环管内溶液的受热面积，因此，管束中溶液的相对汽化率就大于中央循环管的汽化率，所以管束中的气液混合物的密度远小于中央循环管内气液混合物的密度。这样造成了混合液在管束中向上，在中央循环管向下的自然循环流动。混合液的循环速度与密度差和管长有关。密度差越大，加热管越长，循环速度越大。但这类蒸发器受总高限制，通常加热管为1～2m，直径为25～75mm，长径比为20～40。 中央循环管蒸发器的主要优点是：结构简单、紧凑，制造方便，操作可靠，投资费用少。缺点是：清理和检修麻烦，溶液循环速度较低，一般仅在0.5m/s以下，传热系数小。它适用于粘度适中，结垢不严重，有少量的结晶析出，及腐蚀性不大的场合。中央循环管式蒸发器在工业上的应用较为广泛。   悬筐式蒸发器 1、结构：加热室像个筐，悬挂在加热室中 2、循环原理：同上，但溶液是沿加热室与壳体所形成的环隙进行的，环隙截面积约为加热管束总面积的100%-150%； 3、特点： ①热损小，因蒸发器外壳接触的是温度较低的料液； ②易检修，因加热室可由蒸发器顶部取出， ③循环速度较前者大； ④结构复杂； 4、适用：在蒸发过程中易结晶、结垢的溶液。 外加热式蒸发器 外加热式蒸发器如图所示。其主要特点是把加热器与分离室分开安装，这样不仅易于清洗、更换，同时还有利于降低蒸提高传热系数，也利于减轻结垢。发器的总高度。这种蒸发器的加热管较长（管长与管径之比为50～100），且循环管又不被加热，故溶液的循环速度可达1.5m/s，它既利于 列文蒸发器 三聚氰胺模压门板 1、结构：由加热室、沸腾室、分离室和循环管组成，特别之处在于加热室上部增设了直管作为沸腾室，这样，加热室中溶液由于受到附加的液柱静压强的作用，使溶液不在加热室中沸腾，当溶液一升到沸腾室时，所受压力降低后，才开始沸腾，这可减少溶液在加热管壁上因沸腾浓缩而析出结晶可结垢的机会，传热效果好。 2、特点：加热室、循环室温差大，密度差大，循环速度大；因液体静压强引起的温度差损失大，因此要求加热蒸汽压强高； 3、适用：有结晶折出的溶液。 强制循环发生器 上述几种蒸发器均为自然循环型蒸发器，即靠加热管与循环管内溶液的密度差作为推动力，导致溶液的循环流动，因此循环速度一般较低，尤其在蒸发粘稠溶液（易结垢及有大量结晶析出）时就更低。为提高循环速度，可用循环泵进行强制循环。这种蒸发器的循环速度可达1.5～5m/s。其优点是，传热系数大，利于处理粘度较大、易结垢、易结晶的物料。但该蒸发器的动力消耗较大，每平方米传热面积消耗的功率约为0.4～0.8kW。 单程型蒸发器 循环型蒸发器有一个共同的缺点，即蒸发器内溶液的滞留量大，物料在高温下停留时间长，这对处理热敏性物料甚为不利。在单程型蒸发器中，物料沿加热管壁成膜状流动，一次通过加热器即达浓缩要求，其停留时间仅数秒或十几秒。另外，离开加热器的物料又得到及时冷却，因此特别适用于热敏性物料的蒸发。但由于溶液一次通过加热器就要达到浓缩要求，因此对设计和操作的要求较高。由于这类蒸发器的加热管上的物料成膜状流动，故又称膜式蒸发器。

升膜式蒸发器 升膜式蒸发器如图所示，它的加热室由一根或数根垂直长管组成。通常加热管径为25～50mm，管长与管径之比为100～150。原料液预热后由蒸发器底部进入加热器管内，加热蒸汽在管外冷凝。当原料液受热后沸腾汽化，生成二次蒸汽在管内高速上升，带动料液沿管内壁成膜状向上流动，并不断地蒸发汽化，加速流动，气液混合物进入分离器后分离，浓缩后的完成液由分离器底部放出。 这种蒸发器需要精心设计与操作，即加热管内的二次蒸汽应具有较高速度，并获较高的传热系数，使料液一次通过加热管即达到预定的浓缩要求。通常，常压下，管上端出口处速度以保持20～50m/s为宜，减压操作时，速度可达100～160m/s。 升膜蒸发器适宜处理蒸发量较大，热敏性，粘度不大及易起沫的溶液，但不适于高粘度、有晶体析出和易结垢的溶液。     降膜式蒸发器 降膜式蒸发器如图所示，原料液由加热室顶端加入，经分布器分布后，沿管壁成膜状向下流动，气液混合物由加热管底部排出进入分离室，完成液由分离室底部排出。 设计和操作这种蒸发器的要点是：尽力使料液在加热管内壁形成均匀液膜，并且不能让二次蒸汽由管上端窜出。常用的分离器形式见。 图9-13（a）是用一根有螺旋型沟槽的导流柱，使流体均匀分布到内管壁上；图4-13（b）是利用导流杆均匀分布液体，导流杆下部设计成圆锥型，且底部向内凹，以免使锥体斜面下流的液体再向中央聚集；9-13（c）是使液体通过齿缝分布到加热器内壁成膜状下流。 降膜式蒸发器可用于蒸发粘度较大（0.05～0.45 Pa·s），浓度较高的溶液，但不适于处理易结晶和易结垢的溶液，这是因为这种溶液形成均匀液膜较困难，传热系数也不高。  刮板式蒸发器 刮板式薄膜蒸发器如图5-11所示，它是一种适应性很强的新型蒸发器，例如对高粘度、热敏性和易结晶、结垢的物料都适用。它主要由加热夹套和刮板组成，夹套内通加热蒸汽，刮板装在可旋转的轴上，刮板和加热夹套内壁保持很小间隙，通常为0.5～1.5 mm。料液经预热后由蒸发器上部沿切线方向加入，在重力和旋转刮板的作用下，分布在内壁形成下旋薄膜，并在下降过程中不断被蒸发浓缩，完成液由底部排出，二次蒸汽由顶部逸出。在某些场合下，这种蒸发器可将溶液蒸干，在底部直接得到固体产品。 这类蒸发器的缺点是结构复杂（制造、安装和维修工作量大）加热面积不大，且动力消耗大。  蒸发器的选型 蒸发器的结构形式较多，选用和设计时，要在满足生产任务要求，保证产品质量的前提下，尽可能兼顾生产能力大，结构简单，维修方便及经济性好等因素。    蒸发装置的附属设备 蒸发装置的附属设备和机械主要有除尘器、冷凝器和真空泵。 1、除沫器（汽液分离器） 蒸发操作时产生的二次蒸汽，在分离室与液体分离后，仍夹带大量液滴，尤其是处理易产生泡沫的液体，夹带更为严重。为了防止产品损失或冷却水被污染，常在蒸发器内（或外）设除尘器。图5-12为几种除尘器的结构示意图。图中（a）～（d）直接安装在蒸发器顶部，（e）～（g）安装在蒸发器外部。 2、冷凝器 冷凝器的作用是冷凝二次蒸汽。冷凝器有间壁式和直接接触式两种，倘若二次蒸汽为需回收的有价值物料或会严重污染水源，则应采用间壁式冷凝器，否则通常采用直接接触式冷凝器。后一种冷凝器一般均在负压下操作，这时为将混合冷凝后的水排出，冷凝器必须设置得足够高，冷凝器底部的长管称为大气腿。 3、真空装置 当蒸发器在负压下操作时，无论采用哪一种冷凝器，均需在冷凝器后安装真空装置。需要指出的是，蒸发器中的负压主要是由于二次蒸汽冷凝所致，而真空装置仅是抽吸蒸发系统泄漏的空气、物料及冷却水中溶解的不凝性气体和冷却水饱和温度下的水蒸汽等，冷凝器后必须安真空装置才能维持蒸发操作的真空度。常用的真空装置有喷射泵、水环式真空泵、往复式或旋转式真空泵等。

单效蒸发设计计算内容有：

①确定水的蒸发量；

②加热蒸汽消耗量；

③蒸发器所需传热面积。

在给定生产任务和操作条件，如进料量、温度和浓度，完成液的浓度，加热蒸汽的压力和冷凝器操作压力的情况下，上述任务可通过物料衡算、热量衡算和传热

速率方程求解。

一、蒸发水量的计算

    对图5-13所示蒸发器进行溶质的物料衡算，可得

由此可得水的蒸发量                    （5—1）

完成液的浓度  （5—2）

式中：

    F——原料液量，kg/h；

    W——蒸发水量，kg/h；

    L——完成液量，kg/h；

    x0——原料液中溶质的浓度，质量分数；

    x1——完成液中溶质的浓度，质量分数。

二、加热蒸汽消耗量的计算

    加热蒸汽用量可通过热量衡算求得，即对图5-13作热量衡算可得：

      （5—3）

或            （5—3a）

式中：

    H ——加热蒸汽的焓，kJ/kg ;

  H´——二次蒸汽的焓，kJ/kg ;

    h0 ——原料液的焓，kJ/kg ;

    h1 ——完成液的焓，kJ/kg ;

hc ——加热室排出冷凝液的焓，kJ/h ;

Q ——蒸发器的热负荷或传热速率，kJ/h ;

QL ——热损失，可取Q的某一百分数，kJ/kg ;

c0、c1——为原料、完成液的比热，kJ/(kg·℃) 。

考虑溶液浓缩热不大，并将H´取t1下饱和蒸汽的焓，则（9—3a）式可写成：

                    （5—4）

式中： r 、r´——分别为加热蒸汽和二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg。

若原料由预热器加热至沸点后进料（沸点进料），即t0=t1，并不计热损失，则（4—5）式可写为：

                            （5—5）

或                                      （5—5a）

式中：D/W称为单位蒸汽消耗量，它表示加热蒸汽的利用程度，也称蒸汽的经济性。由于蒸汽的汽化潜热随压力变化不大，故 r = r´。对单效蒸发而言，D/W =1，即蒸发一千克水需要约一千克加热蒸汽，实际操作中由于存在热损失等原因，D/W ≈1。可见单效蒸发的能耗很大，是很不经济的。

三、传热面积的计算

蒸发器的传热面积可通过传热速率方程求得，即：

                              （5—6）

或                                                （5—6a）

式中： A ——蒸发器的传热面积，m2;

      K ——蒸发器的总传热系数，W/(m2•K)；

Δtm——传热平均温度差，℃；

Q ——蒸发器的热负荷，W或kJ/kg。

式（5—6）中，Q可通过对加热室作热量衡算求得。若忽略热损失，Q即为加热蒸汽冷凝放出的热量，即

                        （5—7）

但在确定Δtm和K时，却有别于一般换热器的计算方法。插卡式摄像机

（一）平均温度差Δtm的确定

在蒸发操作中，蒸发器加热室一侧是蒸汽冷凝，另一侧为液体沸腾，因此其传热平均温度差应为：

                              （5—8）

式中： T ——加热蒸汽的温度，℃；

      t1 ——操作条件下溶液的沸点，℃ 。

应该指出，溶液的沸点，不仅受蒸发器内液面压力影响，而且受溶液浓度、液位深度等因素影响。因此，在计算Δtm时需考虑这些因素。

1、溶液浓度的影响

溶液中由于有溶质存在，因此其蒸气压比纯水的低。换言之，一定压强下水溶液的沸点比纯水高，它们的差值称为溶液的沸点升高，以表示。影响的主要因素为溶液的性质及其浓度。一般，有机物溶液的较小；无机物溶液的较大；稀溶液的不大，但随浓度增高，值增高较大。例如，7.4％的NaOH溶液在101.33KPa下其沸点为102℃，仅为2℃，而48.3％NaOH溶液，其沸点为140℃，值达40℃之多。

各种溶液的沸点由实验确定，也可由手册或本书附录查取。

2、压强的影响

当蒸发操作在加压或减压条件下进行时，若缺乏实验数据，则似按下式估算，即

                            ecall测试（5—9）

式中：Δ’  ——操作条件下的溶液沸点升高，℃；

  Δ’常——常压下的溶液沸点升高，℃；

  f  ——校正系数，无因次，其值可由下式计算，

                      （5—10）

其中：T’——操作压力下二次蒸汽的饱和温度，℃；

r’——操作压力下二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg。

3、液柱静压头的影响

通常，蒸发器操作需维持一定液位，这样液面下的压力比液面上的压力（分离室中的压力）高，即液面下的沸点比液面上的高，二者之差称为液柱静压头引起的温度差损失，以表示。为简便计，以液层中部（料液一半）处的压力进行计算。根据流体静力学方程，液层中部的压力pav为：

                        （5—11）

式中：p＇——溶液表面的压力，即蒸发器分离室的压力，Pa；

ρav——溶液的平均密度，kg/m3；

      h ——液层高度，m。

则由液柱静压引起的沸点升高为

                            （5—12）

式中： tav ——液层中部pav压力下溶液的沸点，℃；

  tb ——p＇压力（分离室压力）下溶液的沸点，℃。

近似计算时，式（5—12）中的tav和tb可分别用相应压力下水的沸点代替。

4、管道阻力的影响

倘若设计计算中温度以另一侧的冷凝器的压力（即饱和温度）为基准，则还需考虑二次蒸汽从分离室到冷凝器之间的压降所造成的温度差损失，以表示。显然，值与二次蒸汽的速度、管道尺寸以及除沫器的阻力有关。由于此值难于计算，一般取经验值为1℃，即=1℃。

考虑了上述因素后，操作条件下溶液的沸点t1，即可用下式求取，

                                      （5—13）

或                                                （5—13a）

式中：Tｃ＇——冷凝器操作压力下的饱和水蒸汽温度，℃；

Δ＝＋＋——总温度差损失，℃；

蒸发计算中，通常把（4—8）的平均温度差称为有效温度差，而把T –Tｃ＇称为理论温差，即认为是蒸发器蒸发纯水时的温差。

（二）总传热系数K的确定

蒸发器的总传热系数可按下式计算

                  （5—14）

式中：αi ——管内溶液沸腾的对流传热系数，W/(m2·℃)；

α０ ——管外蒸汽冷凝的对流传热系数，W/(m2·℃)；

Ｒｉ ——管内污垢热阻，m2·℃/W；

Ｒ０ ——管外污垢热阻，m2·℃/W；

——管壁热阻，m2·℃/W。

（5—14）式中０ 、Ｒ０及ｂ／λ  在传热一章中均已阐述，本章不再赘述。只是Ri和i 成为蒸发设计计算和操作中的主要问题。由于蒸发过程中，加热面处溶液中的水分汽化，浓度上升,因此溶液很易超过饱和状态，溶质析出并包裹固体杂质，附着于表面，形成污垢，所以Ri往往是蒸发器总热阻的主要部分。为降低污垢热阻，工程中常采用的措施有：加快溶液循环速度，在溶液中加入晶种和微量的阻垢剂等。设计时，污垢热阻Ri目前仍需根据经验数据确定。至于管内溶液沸腾对流传热系数i也是影响总传热系数的主要因素。影响i的因素很多，如溶液的性质，沸腾传热的状况，操作条件和蒸发器的结构等。目前虽然对管内沸腾作过不少研究，但其所推荐的经验关联式并不大可靠，再加上管内污垢热阻变化较大，因此，目前蒸发器的总传热系数仍主要靠现场实测，以作为设计计算的依据。表5-1中列出了常用蒸发器总传热系数的大致范围，供设计计算参考。

表5-1  常用蒸发器总传热系数K的经验值

压力维持阀

蒸发器型式	总传热系数W/(m板端连接器2·K)
中央循环管式	580～3000
带搅拌的中央循环管式	1200～5800
悬筐式	580～3500
自然循环	1000～3000
强制循环	1200～3000
升膜式	580～5800
降膜式	1200～3500
刮膜式， 粘度1mPa·s	2000
刮膜式，粘度100～100,00 mPa·s	200～1200

蒸发器的生产能力

本文发布于:2023-05-24 23:23:16，感谢您对本站的认可！

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