化工原理 第五章 蒸发

化工原理 第五章 蒸发 第五章蒸发 evaporation ξ5,1 蒸发过程概述 1(蒸发的概念 2(蒸发操作的目的 3(蒸发 4(蒸发过程的分类 5(蒸发操作的特点 ξ5,2 蒸发设备 一.常用蒸发器的结构与特 点 1(循环型蒸发器 2(单程型蒸发器 3(直接接触传热的蒸发器 二.蒸发器的选型 1、蒸发器改进与发展 2、蒸发器性能的比较与选型 ξ5,1 蒸发过程概述 (summarize of evaporation process) 1(蒸发的概念 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从而将溶液浓缩的过程称为蒸发。蒸发操作广泛应用于化工、轻工、制药、食品等许多工业中。 2(蒸发操作的目的(purpose of evaporation manipulation) 工业蒸发操作的主要目的是: (1)稀溶液的增浓直接制取液体产品，或者将浓缩的溶液再经进一步处理(如冷却结晶)制取固体产品，例如稀烧碱溶液(电解液)的浓缩、蔗糖水溶液的浓缩以及各种果汁、牛奶的浓缩等等; (2)纯净溶剂的制取，此时蒸出的溶剂是产品，例如海水蒸发脱盐制取淡水。 (3)同时制备浓溶液和回收溶剂，例如中药生产中酒精浸出液的蒸发。 1 工业上被蒸发的溶液多为水溶液，故本章的讨论仅限于水溶液的蒸发。原则上，水溶液蒸发的基本原理和设备对其它液体的蒸发也是适用的。 3(蒸发流程 (evaporation flow path) 按照分子运动学说，当液体受热时，靠近加热面的分子不断地获得动能。当一些分子的动能大于液体分子之间的引力时，这些分子便会从液体表面逸出而成为自由分子，此即分子的汽化。因此溶液的蒸发需要不断地向溶液提供热能，以维持分子的连续汽化;另一方面，液面上方的蒸汽必须及时移除，否则蒸汽与溶液将逐渐趋于平衡，汽化将不能连续进行。 【播放动画】液体蒸发过程5-1 液体蒸发的简化流程如图片5-1所示，其主体设备—蒸发器由加热室和分离室两部分组成，其中加热室为一垂直排列的加热管束，在管外用加热介质(通常为饱和水蒸汽)加热管内的溶液，使之沸腾汽化。浓缩了的溶液(称为完成液)由蒸发器的底部排出。而溶液汽化产生的蒸汽经上部的分离室与溶液分离后由顶部引 2 至冷凝器。为便于区别，将蒸出的蒸汽称为二次蒸汽，而将加热蒸汽称为生蒸汽或新鲜蒸汽。 对于沸点较高的溶液的蒸发，可采用高温载热体如导热油、融盐等作为加热介质，也可以采用烟道气直接加热。 4(蒸发过程的分类 (the classification of evaporation process) (1)常压蒸发、加压蒸发和减压蒸发 按蒸发操作压力的不同，可将蒸发过程分为常压、加压和减压(真空)蒸发。对于大多数无特殊要求的溶液，采用常压、加压或减压操作均可。但对于热敏性料液，例如抗生素溶液、果汁等的蒸发，为了保证产品质量，需要在减压条件下进行。减压蒸发的优点是: 1)溶液沸点降低，在加热蒸汽温度一定的条件下，蒸发器传热的平均温度差增大，于是传热面积减小; 2)由于溶液沸点降低，可以利用低压蒸汽或废热蒸汽作为加热蒸汽; 3)溶液沸点低，可防止热敏性物料的变性或分解; 4)由于温度低，系统的热损失小。但另一方面，由于沸点降低，溶液的粘度大，使蒸发的传热系数减小，同时，减压蒸发时，造成真空需要增加设备和动力。 (2)单效蒸发与多效蒸发 根据二次蒸汽是否用作另一蒸发器的加热蒸汽，可将蒸发过程分为单效蒸发和多效蒸发。若前一效的二次蒸汽直接冷凝而不再利用，称为单效蒸发，图片5-1所示为单效蒸发的流程示意。若将二次蒸汽引至下一蒸发器作为加热蒸汽，将多个蒸发器串联，使加热蒸汽多次利用的蒸发过程称为多效蒸发。 (3)间歇蒸发与连续蒸发 根据蒸发的过程模式，可将其分为间歇蒸发和连续蒸发。间歇蒸发系指分批进料或出料的蒸发操作。间歇操作的特点是:在整个过程中，蒸发器内溶液的浓度和沸点随时间改变，故间歇蒸发为非稳态操作。通常间歇蒸发适合于小规模多品种的场合，而连续蒸发适合于大规模的生产过程。 5(蒸发操作的特点(the characteristis of evaporation manipulation) 3 前已述及，蒸发操作是从溶液中分离出部分溶剂，而溶液中所含溶质的数量不变，因此蒸发是一个热量传递过程，其传热速率是蒸发过程的控制因素。蒸发所用的设备属于热交换设备。 但与一般的传热过程比较，蒸发过程又具有其自身的特点，主要表现在: (1)溶液沸点升高(the boiling point hoist of solution) 被蒸发的料液是含有非挥发性溶质的溶液，由拉乌尔定律可知，在相同的温度下，溶液的蒸汽压低于纯溶剂的蒸气压。换言之，在相同压力下，溶液的沸点高于纯溶剂的沸点。因此，当加热蒸汽温度一定，蒸发溶液时的传热温度差要小于蒸发溶剂时的温度差。溶液的浓度越高，这种影响也越显著。在进行蒸发设备的计算时，必须考虑溶液沸点上升的这种影响。 (2)物料的工艺特性(methodology speciality of material)蒸发过程中，溶液的某些性质随着溶液的浓缩而改变。有些物料在浓缩过程中可能结垢、析出结晶或产生泡沫;有些物料是热敏性的，在高温下易变性或分解;有些物料具有较大的腐蚀性或较高的粘度等等。因此，在选择蒸发的和设备时，必须考虑物料的这些工艺特性。 (3)能量利用与回收 蒸发时需消耗大量的加热蒸汽，而溶液汽化又产生大量的二次蒸汽，如何充分利用二次蒸汽的潜热，提高加热蒸汽的经济程度，也是蒸发器中的重要问题。 4 ξ5,2 蒸发设备 (the evaporation installation) 随着工业蒸发技术的不断发展，蒸发设备的结构与型式亦不断改进与创新，其种类繁多，结构各异。目前工业上实用的蒸发设备约有六十余种，其中最常用的也有十余种型式，本节仅介绍常用的几种。 一.常用蒸发器的结构与特点 常用蒸发器主要由加热室和分离室两部分组成。加热室的型式有多种，最初采用夹套式或蛇管式加热装置，其后则有横卧式短管加热室及竖式短管加热室。继而又发明了竖式长管液膜蒸发器，以及刮板式薄膜蒸发器等等。根据溶液在蒸发器中流动的情况，大致可将工业上常用的间接加热蒸发器分为循环型与单程型两类。 1(循环型蒸发器(the recirculate type of evaporator) 这类蒸发器的特点是溶液在蒸发器内作循环流动。根据造成液体循环的原理的不同，又可将其分为自然循环和强制循环两种类型。前者是藉助在加热室不同位置上溶液的受热程度不同，使溶液产生密度差而引起的自然循环;后者是依靠外加动力使溶液进行强制循环。目前常用的循环型蒸发器有以下几种: 5 (1)中央循环管式蒸发器(central circulation tube evaporator) 中央循环管式蒸发器的结构如图片(5-2)所示，其加热室由一垂直的加热管束(沸腾管束)构成，在管束中央有一根直径较大的管子，称为中央循环管，其截面 【当加热介质通入管间加热时，由积一般为加热管束总截面积的40~100%。 于加热管内单位体积液体的受热面积大于中央循环管内液体的受热面积，因此加热管内液体的相对密度小，从而造成加热管与中央循环管内液体之间的密度差，这种密度差使得溶液自中央循环管下降，再由加热管上升的自然循环流动。】溶液的循环速度取决于溶液产生的密度差以及管的长度，其密度差越大，管子越长，溶液的循环速度越大。但这类蒸发器由于受总高度限制，加热管长度较短，一般为1~2m，直径为25~75mm，长径比为20~40。 注意 6 ρ中央<ρ列管 优点 中央循环管蒸发器具有结构紧凑、制造方便、操作可靠等优点，故在工业上的应用十分广泛，有所谓“标准蒸发器”之称。但实际上，由于结构上的限制，其循环速度较低(一般在0.5m/s以下);而且由于溶液在加热管内不断循环，使其浓度始终接近完成液的浓度，因而溶液的沸点高、有效温度差减小。此外，设备的清洗和检修也不够方便。 缺点 7 (2)悬筐式蒸发器(basket evaporator)悬筐式蒸发器的结构示于图片(5-3)，它是中央循环管蒸发器的改进。其加热室像个悬筐，悬挂在蒸发器壳体的下部，可由顶部取出，便于清洗与更换。加热介质由中央蒸汽管进入加热室，而在加热室外壁与蒸发器壳体的内壁之间有环隙通道，其作用类似于中央循环管。操作时，溶液沿环隙下降而沿加热管上升，形成自然循环。一般环隙截面积约为加热管总面积的100~150%，因而溶液循环速度较高(约为1~1.5m/s)。由于与蒸发器外壳接触的是温度较低的沸腾液体，故其热损失较小。 悬筐式蒸发器适用于蒸发易结垢或有晶体析出的溶液。它的缺点是结构复杂，单位传热面需要的设备量较大。 8 (3)外热式蒸发器(evaporator with external heating unit)外热式蒸发器的结构示于图片(5-4)。这种蒸发器的特点是加热室与分离室分开，这样不仅便于清洗与更换，而且可以降低蒸发器的总高度。因其加热管较长(管长与管径之 )，同时由于循环管内的溶液不被加热，故溶液的循环速度大，可比为50~100 达1.5m/s。 9 (4)列文蒸发器(Liewen evaporator)列文蒸发器的结构如图片(5-5)所示。这种蒸发器的特点是在加热室的上部增设一沸腾室。这样，加热室内的溶液由于受到这一段附加液柱的作用，只有上升到沸腾室时才能汽化。在沸腾室上方装有纵向隔板，其作用是防止气泡长大。此外，因循环管不被加热，使溶液循环的推动力较大。循环管的高度一般为7~8m，其截面积约为加热管总截面积的200~350%。因而循环管内的流动阻力较小，循环速度可高达2 ~3m/s。 列文蒸发器的优点是循环速度大，传热效果好，由于溶液在加热管中不沸腾，可以避免在加热管中析出晶体，故适用于处理有晶体析出或易结垢的溶液。其缺点是设备庞大，需要的厂房高。此外，由于液层静压力大，故要求加热蒸汽的压力较高。 10 (5)强制循环蒸发器(forced circulation type evaporator) 上述各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引起溶液的循环，这种循环速度一般都比较低，不宜处理粘度大、易结垢及有大量析出结晶的溶液。对于这类溶液的蒸发，可采用图片(5-6)所示的强制循环型蒸发器。这种蒸发器是利用外加动力(循环泵)使溶液沿一定方向作高速循环流动。循环速度的大小可通过调节泵的流量来控制。一般循环速度在2.5m/s以上。 这种蒸发器的优点是传热系数大，对于粘度较大或易结晶、结垢的物料，适应性较好，但其动力消耗较大。 11 2(单程型蒸发器(one way tape of evaporator) 这类蒸发器的特点是，溶液沿加热管壁成膜状流动，一次通过加热室即达到要求的浓度，而停留时间仅数秒或十几秒钟。 单程型蒸发器的主要优点是传热效率高，蒸发速度快，溶液在蒸发器内停留时间短，因而特别适用于热敏性物料的蒸发。 按物料在蒸发器内的流动方向及成膜原因的不同，可以分为以下几种类型:(1)升膜蒸发器; (2)降膜蒸发器; (3)升—降膜蒸发器; (4)刮板薄膜蒸发器。 12 (1) 升膜蒸发器(climbing film evaporator)升膜式蒸发器的结构如图片(5-7) 所示，其加热室由一根或数根垂直长管组成，通常加热管直径为25~50mm， 管长与管径之比为100~150。原料液经预热后由蒸发器的底部进入，加热 蒸汽在管外冷凝。当溶液受热沸腾后迅速汽化，所生成的二次蒸汽在管内 高速上升，带动液体沿管内壁成膜状向上流动，上升的液膜因受热而继续 蒸发。故溶液自蒸发器底部上升至顶部的过程中逐渐被蒸浓，浓溶液进入 分离室与二次蒸汽分离后由分离器底部排出。常压下加热管出口处的二次 蒸汽速度不应小于10m/s，一般为20~50m/s，减压操作时，有时可达 100~160m/s或更高。 降膜蒸发器 升膜蒸发器适用于蒸发量较大(即稀溶液)、热敏性及易起泡沫的溶液，但不适于高粘度、有晶体析出或易结垢的溶液。 13 (2)降膜蒸发器(falling-film evaporator)降膜式蒸发器如图片(5-8)所示。它与升膜蒸发器的区别在于原料液由加热管的顶部加入。溶液在自身重力作用下沿管内壁呈膜状下流，并被蒸发浓缩，汽液混合物由加热管底部进入分离室，经气液分离后，完成液由分离器的底部排出。 升膜蒸发器 为使溶液能在壁上均匀成膜，在每根加热管的顶部均需设置液体布膜器。布膜器的型式有多种，图片(5-9)所示为较常用的三种。图片5-9a采用一螺旋型沟槽的圆柱体作为导流管，液体沿沟槽旋转下流分布在整个管内壁上;图片(5-9)b的导流管下部为圆锥体，锥体底面向下内凹，以免沿锥体斜面流下的液体再向中央聚集;图片(5-9)c中，液体是通过齿缝沿加热管内壁成膜状下降。 14 降膜蒸发器可以蒸发浓度较高的溶液，对于粘度较大的物料也能适用。但对于易结晶或易结垢的溶液不适用。此外，由于液膜在管内分布不易均匀，与升膜蒸发器相比，其传热系数较小。 (3)升—降膜蒸发器 将升膜和降膜蒸发器装在一个外壳中，即构成升—降膜蒸发器，如图片(5-10)所示。原料液经预热后先由升膜加热室上升，然后由降膜加热器下降，再在分离室中和二次蒸汽分离后即得完成液。 15 这种蒸发器多用于蒸发过程中溶液的粘度变化很大，水分蒸发量不大和厂房高度有一定限制的场合。 )刮板薄膜蒸发器(scraped film evaporator)这种蒸发器是利用旋转刮片的(4 刮带作用，使液体分布在加热管壁上。它的突出优点是对物料的适应性很强，例如对于高粘度、热敏性和易结晶、结垢的物料都能适用。刮板薄膜蒸发器的结构如图片(5-11)所示。它的壳体外部装有加热蒸汽夹套，其内部装有可旋转的搅拌刮片，旋转刮片有固定的和活动的两种。前者与壳体内壁的缝隙为0.75~1.5mm，后者与器壁的间隙随搅拌轴的转数而变。料液由蒸发器上部沿切线方向加入后，在重力和旋转刮片带动下，溶液在壳体内壁上形成下旋的薄膜，并在下降过程中不断被蒸发浓缩，在底部得到完成液。 在某些情况下，可将溶液蒸干而由底部直接获得固体产物。 这类蒸发器的缺点是结构复杂，动力消耗大，传热面积小，一般为3~4m2，最大不超过20m2，故其处理量较小。 16 3(直接接触传热的蒸发器(touch heat transfer of direct-fired evaporator) 在实际生产中，除上述循环型和单程型两大类间壁式传热的蒸发器外，有时还应用直接接触传热的蒸发器，其结构如图片(5-12)所示。它是将燃料(通常是煤气或重油)与空气混合后燃烧产生的高温烟气直接喷入被蒸发的溶液中，高温烟气与溶液直接接触，使得溶液迅速沸腾汽化。蒸发出的水分与烟气一起由蒸发器的顶部直接排出。 通常这种蒸发器的燃烧室在溶液中的深度为200~600mm，燃烧室内高温烟气的温度可达1000?以上，但由于气液直接接触时传热速率快，气体离开液面时只比溶液温度高出2~4?。燃烧室的喷嘴因在高温下使用，较易损坏，故应选用耐高温和耐腐蚀的材料制作，结构上应考虑便于更换。 浸没燃烧蒸发器的特点是结构简单，传热效率高。该蒸发器特别适用于处理易结晶、结垢或有腐蚀性的物料的蒸发。目前在废酸处理和硫酸铵盐溶液的蒸发中，已广泛采用此种蒸发器。但它不适用于不可被烟气污染物料的处理，而且它的二次蒸汽也很难利用。 17 二. 蒸发器的选型 1、蒸发器改进与发展(mend and progress of evaporator) 近年来，国内外对于蒸发器的研究十分活跃，归结起来主要有以下几个方面: (1)(开发新型蒸发器 在这方面主要是通过改进加热管的表面形状来提高传热效果，例如新近发展起来的板式蒸发器，不但具有体积小、传热效率高、溶液滞留时间短等优点，而且其加热面积可根据需要而增减，拆卸和清洗方便。又如，在石油化工、天然气液化中使用的表面多孔加热管，可使沸腾溶液侧的传热系数提高10~20倍。海水淡化中使用的双面纵槽加热管，也可显著提高传热效果。 (2)(改善蒸发器内液体的流动状况 在蒸发器内装入多种形式的湍流构件，可提高沸腾液体侧的传热系数。例如将铜质填料装入自然循环型蒸发器后，可使沸腾液体侧的传热系数提高50%。这是由于构件或填料能造成液体的湍动，同时其本身亦为热导体，可将热量由加热管传向溶液内部，增加了蒸发器的传热面积。 (3)(改进溶液的性质 近年来亦有通过改进溶液性质来改善传热效果的研究报道。例如有研究表明，加入适当的表面活性剂，可使总传热系数提高1倍以上。加入适当阻垢剂减少蒸发过程中的结垢亦为提高传热效率的途径之一。 2、蒸发器性能的比较与选型 如前所述，蒸发器的结构型式很多，在选择蒸发器的型式或设计蒸发器时，在满足生产任务要求、保证产品质量的前提下，还要兼顾所用蒸发器的结构简单、易于制造，操作和维修方便，传热效果好等等。除此而外，还要对被蒸发物料的工艺特性有良好的适应性，包括物料的粘性、热敏性、腐蚀性以及是否结晶或结垢等因素。 18 不同类型的蒸发器，各有其特点，它们对不同物料的适应性也不相同，表5-1列出了常见蒸发器的一些重要性能，可供选型时参考 表5-1蒸发器的主要性能 总传热系完成对溶液性质的适应性 数 溶液在管液浓 停留 蒸发器内流速度能有结浓缩处理时间 稀溶高粘易生易结热敏造价 型式 m/s 否恒晶析稀溶高粘比 量 液 度 泡沫 垢 性 定 出 液 度 水平管最廉 良好 低 — 长 能 良好 一般 适 适 适 不适不适 不适 型 标准型 最廉 良好 低 0.1~1.5 长 能 良好 一般 适 适 适 尚适尚适 稍适 外热式 (自然廉 高 良好 0.4~1.5 较长 能 良好 较大 适 尚适 较好 尚适尚适 稍适 循环) 列文式 高 高 良好 1.5~2.5 较长 能 良好 较大 适 尚适 较好 尚适尚适 稍适 强制循高 高 高 2.0~3.5 — 能 较高 大 适 好 好 适 尚适 适 环 升膜式 廉 高 良好 0.4~1.0 短 较难 高 大 适 尚适 好 尚适良好 不适 降膜式 廉 良好 高 0.4~1.0 短 尚能 高 大 较适 好 适 不适 良好 不适 刮板式 最高 高 良好 — 短 尚能 高 较小 较适 好 较好 不适 良好 不适 甩盘式 较高 高 低 — 较短 尚能较高 较小 适 尚适 适 不适较好 不适 旋风式 最廉 高 良好 1.5~2.0 短 较难较高 较小 适 适 适 尚适尚适 适 板式 高 高 良好 — 较短 尚能良好 较小 适 尚适 适 不适尚适 不适 浸没燃廉 高 高 — 短 较难良好 较大 适 适 适 适 不适 适 烧 对于单效蒸发，通常给定的生产任务和操作条件是: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的操作压力，要求确定: (1)水的蒸发量或完成液的量; (2)加热蒸汽的消耗量; (3)蒸发器的传热面积。 蒸发过程的基本控制方程是质量守恒方程、能量守恒方程以及传热速率方程。因此，上述问题，可分别由物料衡算、热量衡算和传热速率方程求出。 ξ5,3 单效蒸发及计算 19 一.物料衡算 二.能量衡算 1(可忽略溶液稀释热的情况 2(溶液稀释热不可忽略的情况 三.传热设备的计算 1.传热的平均温度差 2.蒸发器的传热系数 3.传热面积计算 四.蒸发强度与加热蒸汽的经济性 1.蒸发器的生产能力和蒸发强度 2.加热蒸汽的经济性 一.物料衡算(material balance) 对图片5-13所示的单效蒸发器进行溶质的质量衡算，可得 由上式可得水的蒸发量及完成液的浓度分别为 (5-1) (5-2) 式中 20 F———原料液量，kg/h; W———水的蒸发量，kg/h; L———完成液量，kg/h; X———料液中溶质的浓度，质量分率; 0 X———完成液中溶质的浓度，质量分率。 1 二.能量衡算(energy balance) 仍参见图片(5-13)，设加热蒸汽的冷凝液在饱和温度下排出，则由蒸发器的 热量衡算得 (5-3) 或 (5-3a) 加热蒸汽的能量 + 进料液能量 = 二次蒸汽能量 + 完成液能量 + 冷凝水能量 + 蒸发器热损失 式中 D———加热蒸汽耗量，kg/h; H———加热蒸汽的焓，kJ/kg; h0———原料液的焓，kJ/kg; H'———二次蒸汽的焓，kJ/kg; h1———完成液的焓，kJ/kg; hc———冷凝水的焓，kJ/kg; QL———蒸发器的热损失，kJ/h; Q———蒸发器的热负荷或传热速率，kJ/h。 由式5-3或5-3a可知，如果各物流的焓值已知及热损失给定，即可求出加 热蒸汽用量D以及蒸发器的热负荷Q。 21 溶液的焓值是其浓度和温度的函数。对于不同种类的溶液，其焓值与浓度和温度的这种函数关系有很大的差异。因此，在应用式5-3或5-3a求算D时，按两种情况分别讨论:溶液的稀释热可以忽略的情形和稀释热较大的情形。 1(可忽略溶液稀释热的情况 大多数溶液属于此种情况。例如许多无机盐的水溶液在中等浓度时，其稀释的热效应均较小。对于这种溶液，其焓值可由比热容近似计算。若以0?的溶液为基准，则 (5-4) (5-4a) 将上二式代入式5-3a得 (5-3b) 式中 t0———原料液的温度，?; t1———完成液的温度，?; C0———原料液的比热容， ?; C1———完成液的比热容，?; 当溶液溶解的热效应不大时，其比热容可近似按线性加合原则，由水的比热容和溶质的比热容加合计算，即 (5-5) (5-5a) 式中 CW———水的比热容， ?; CB———溶质的比热容， ? 。 22 将式5-5与5-5a联立消去CB并代入式5-2中，可得，再将上式代入式5-3b中，并整理得 (5-6) 由于已假定加热蒸汽的冷凝水在饱和温度下排出，则上式中的 即为加热蒸汽的冷凝潜热，即 (5-7) 但由于溶液的沸点升高，二次蒸汽的温度 与溶液温度t1并不相同(下面还要详细讨论)。但作为近似，可以认为 (5-8) 式中 r——加热蒸汽的冷凝潜热，kJ/kg; r'——二次蒸汽的冷凝潜热，kJ/kg。 将式5-7及式5-8代入式5-6中，可得o (5-9) 上式表示加热蒸汽放出的热量用于:(1)原料液由t0升温到沸点t1;(2)使水在t1下汽化成二次蒸汽以及(3)热损失。 若原料液在沸点下进入蒸发器并同时忽略热损失，则由式5-9可得单位蒸汽消耗量e为 (5-10) 一般水的汽化潜热随压力变化不大，即 ，则 或 。换言之，采用单效蒸发，理论上每蒸发1kg水约需1kg加热蒸汽。但实际上，由于溶液的热效应和热损失等因素，e值约为1.1或更大。 23 2(溶液稀释热不可忽略的情况. 有些溶液，如CaCl2、NaOH的水溶液，在稀释时其放热效应非常显著。因而在蒸发时，作为溶液稀释的逆过程，除了提供水分蒸发所需的汽化潜热之外，还需要提供和稀释热效应相等的浓缩热。溶液浓度越大，这种影响越加显著。对于这类溶液，其焓值不能按上述简单的比热容加合方法计算，需由专门的焓浓图查得。 通常溶液的焓浓图需由实验测定。图片(5-14)为以0?为基准温度的NaOH水溶液的焓浓图。由图可见，当有明显的稀释热时，溶液的焓是浓度的高度非线性函数。 对于这类稀释热不能忽略的溶液，加热蒸汽的消耗量可直接按式5-3a计算，即 (5-3b) 三.传热设备的计算 蒸发器的传热速率方程与通常的热交换器相同，即 (5-11) 24 式中 S----蒸发器的传热面积，m2; K----蒸发器的总传热系数，W/(m2.K); ----传热的平均温度差，?; Q----蒸发器的热负荷，W。 式5-11中的热负荷Q可通过对加热器作热量衡算求得。当忽略加热器的热损失，则Q为加热蒸汽冷凝放出的热量，即 (5-12) 但在确定蒸发器的 和K时，与普通的热交换器有着一定的差别。下面分别予以讨论。 1.传热的平均温度差(mean temperature difference) 蒸发器加热室的一侧为蒸汽冷凝，另一侧为溶液沸腾，其温度为溶液的沸点。因此，传热的平均温度差为 (5-13) 式中 T----加热蒸汽的温度，?; t1----操作条件下溶液的沸点，?。 亦称为蒸发的有效温度差，是传热过程的推动力。 但是，在蒸发过程的计算中，一般给定的条件是加热蒸汽的压力(或温度T)和冷凝内的操作压力。由给定的冷凝器内的压力，可以定出进入冷凝器的二次蒸汽的温度tc。一般地，将蒸发器的总温度差定义为 (5-14) 25 式中 tc----进入冷凝器的二次蒸汽的温度，?。 那么，如何从已知的 求得传热的有效温差 ，或者说，如何将tc转化为t1呢,让我们先讨论一种简化的情况。 设蒸发器蒸发的是纯水而非含溶质的溶液。采用T=150?的蒸汽加热，冷凝器在常压(101.3kPa)下操作，因此进入冷凝器的二次蒸汽的温度为100?。如果忽略二次蒸汽从蒸发室流到冷凝器的摩擦阻力损失，则蒸发室内操作压力亦为101.3kPa。又由于蒸发的是纯水，因此蒸发室内的二次蒸汽及沸腾的水均为100?。此时传热的有效温差 应等于总温度差 ?。 如果仍采用如上操作条件(即加热蒸汽的温度为150?，冷凝器的操作压力为101.3kPa)，蒸发71.3%的NH4NO3水溶液，则实验表明，在相同的压力下(101.3kPa)，该水溶液在120?下沸腾。然而该溶液上方形成的二次蒸汽却与纯水沸腾时产生的蒸汽有着相同的温度，即100?。也就是说，二次蒸汽的温度低于溶液的沸点温度。亦忽略二次蒸汽从蒸发室流到冷凝器的阻力损失，则进入冷凝器的二次蒸汽温度为100?，此时传热的有效温度差变为 ?=30? 与纯水蒸发相比，其温度差损失为 ?。 蒸发计算中，通常将总温度差与有效温度差的差值称为温度差损失，即 (5-15) 式中 ----温度差损失，?。 亦称为溶液的沸点升高。对于上面NH4NO3溶液的蒸发，沸点升高仅仅是由于水中含有不挥发的溶质引起的。如果在上面的讨论中，考虑了二次蒸汽从蒸发器流到冷凝器的阻力损失，则蒸发器内的操作压力必高于冷凝器内压力，还会使溶液的沸点升高。此外，多数蒸发器的操作需维持一定的液面(膜式蒸发器除外)，液面下部的压力高于液面上的压力(即蒸发器分离室中的压力)，故蒸发器内底部液体的沸点还进一步升高。 26 综上所述，蒸发器内溶液的沸点升高(或温度差损失)，应由如下三部分组成，即 (5-16) 式中 ----由于溶质的存在引起的沸点升高，?; ----由于液柱压力引起的沸点升高，?; ----由于管路流动阻力引起的沸点升高，?。 (1) .由于溶液中溶质存在引起的沸点升高 由于溶液中含有不挥发性溶质，阻碍了溶剂的汽化，因而溶液的沸点永远高于纯水在相同压力下的沸点。如前面的例子中，在101.3kPa下，水的沸点为100?，而71.3%的NH4NO3(质量分率)的水溶液的沸点则为120?。但二者在相同压力下(101.3kPa)沸腾时产生的饱和蒸汽(二次蒸汽)有相同的温度(100?)。与溶剂相比，在相同压力下，由于溶液中溶质存在引起的沸点升高可定义为 (5-17) 式中 tB----溶液的沸点，?。 ----与溶液压力相等时水的沸点，即二次蒸汽的饱和温度，?; 溶液的沸点tB主要与溶液的种类、浓度及压力有关。一般需由实验测定。常压下某些常见溶液的沸点可参见附录。 蒸发操作常常在加压或减压下进行。但从手册中很难直接查到非常压下溶液的沸点。当缺乏实验数据时，可以用下式近似估算溶液的沸点升高。 (5-18) 式中 27 ----常压下(101.3kPa)由于溶质存在引起的沸点升高，?; ----操作压力下由于溶质存在引起的沸点升高，?; f----校正系数，其值为 (5-19) 式中 ----操作压力下二次蒸汽的温度，?; ----操作压力下二次蒸汽的汽化热，kJ/kg。 溶液的沸点亦可用杜林规则(Duhring's rule)估算。杜林规则表明:一定浓度的某种溶液的沸点与相同压力下标准液体的沸点呈线性关系。由于不同压力下的水的沸点可以从水蒸气表中查得，故一般以纯水作为标准液体。根据杜林规则，以某种溶液的沸点为纵坐标，以同压力下水的沸点为横坐标作图，可得一直线，即 (5-20) (5-21) 或写成 式中 、tB----分别为压力和p下溶液的沸点，?; 、 ----分别为和p下水的沸点，?; k----杜林直线的斜率。 由式5-21可知，只要已知溶液在两个压力下的沸点，即可求出杜林直线的斜率，进而可以求出任何压力下溶液的沸点。 图片(5-15)为NaOH水溶液的杜林线图。图中每一条直线代表某一浓度下该溶液在不同压力下的沸点与对应压力下水的沸点间的关系。由图片(5-15)可知，当溶 28 液的浓度较低时，各浓度下杜林直线的斜率几乎平行，这表明在任何压力下，NaOH溶液的沸点升高基本上是相同的。 2(由于液柱静压头引起的沸点升高 由于液层内部的压力大于液面上的压力，故相应的溶液内部的沸点高于液面上的沸点tB ，二者之差即为液柱静压头引起的沸点升高。为简便计，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 (5-22) 式中 pav----液层的平均压力，Pa; ----液面处的压力，即二次蒸汽的压力，Pa; ----溶液的平均密度，kg/m3; 29 L----液层高度，m; g----重力加速度，m/s2. 溶液的沸点升高为 (5-23) 式中 ----平均压力 下溶液的沸点，?; ----液面处压力(即二次蒸汽压力) 下溶液的沸点，?。 作为近似计算，式5-23中的 和 可分别用相应压力下水的沸点代替。 应当指出，由于溶液沸腾时形成气液混合物，其密度大为减小，因此按上述公式求得的 值比实际值略大。 3(由于流动阻力引起的沸点升高 前已述及，二次蒸汽从蒸发室流入冷凝器的过程中，由于管路阻力，其压力下降，故蒸发器内的压力高于冷凝器内的压力。换言之，蒸发器内的二次蒸汽的饱和温度高于冷凝器内的温度，由此造成的沸点升高以 表示。 与二次蒸汽在管道中的流速、物性以及管道尺寸有关，但很难定量分析，一般取经验值，约为1~1.5?。对于多效蒸发，效间的沸点升高一般取1?。 2.蒸发器的传热系数(coefficient of heat transfer) 蒸发器的总传热系数的表达式原则上与普通换热器相同，即 (5-24) 式中 ——对流传热系数，W/(m2.?); d----管径，m; Rs----垢层热阻，(m2.?)/ W; b----管壁厚度，m; 30 k----管材的导热系数，W/(m2.?); 下标i表示管内侧，o表示外侧，m表示平均。 式5-24中，管外蒸汽冷凝的传热系数 可按膜式冷凝的传热系数公式计算，垢层热阻值Rs可按经验值估计。 但管内溶液沸腾传热系数则受较多因素的影响，例如溶液的性质、蒸发器的型式、沸腾传热的形式以及蒸发操作的条件等等。由于管内溶液沸腾传热的复杂性，现有的计算关联式的准确性较差。下面给出几种常用蒸发器管内沸腾传热系数的经验关联式，供设计计算时参考。 (1)(强制循环蒸发器 由于在强制循环蒸发器中，加热管内的液体无沸腾区，因此可以采用无相变时管内强制湍流的计算式，即 (5-25) 式中各项符号的意义见传热一章。实验表明，式5-25的 计算值比实验值约低25%。 (2)(标准式蒸发器 当溶液在加热管进口处的速度较低(0.2m/s左右)时， 可用下式计算 (5-26) 或 (5-26a) 式中 ----液体的导热系数，W/(m2.?); di----加热管的内径，m; 31 um----平均流速，即加热管进、出口处液体流速的对数平均值，m/s; ----液体的密度，kg/m3; ----液体的粘度， ; CL----液体的比热容，kJ/(kg.?); ----水的表面张力，N/m; ----溶液的表面张力，N/m。 式5-26适用于常压，在高压或高真空度时误差较大。 (3)(升膜蒸发器 在热负荷较低(表面蒸发)时 (5-27) 式中 —料液在平均沸点下的普兰德数( )，无因次; —液膜雷诺数( )，无因次; —气膜雷诺数( )，无因次; n----沸腾管数; W----单位时间通过沸腾管的总质量，kg/s; q----热通量，W/m2; 在热负荷较高(核状沸腾)时 32 (5-28) 式中----管材质的校正系数，其值为钢、铜:;不锈钢、铬、镍: ;磨光表面: p----绝对压力，Pa。 式5-27是在小于或等于25.4mm的管内的减压沸腾条件下获得的结果，其误差为 20%。式5-28适用于常压和减压沸腾情况，其误差为 20%。 (4)(降膜蒸发器 当 (5-29) 时 当 (5-30) < 时 当 (5-31) 时 式中 M----单位时间内流过单位管子周边上的溶液质量， ，即 其中 n----管数。 需要指出，由于上述 的关联式精度较差，目前在蒸发器设计计算中，总传热系数K大多根据实测或经验值选定。表5-2列出了几种常用蒸发器K值的大致范围，可供设计时参考。 表5-2 蒸发器总传热系数K的概略值 蒸发器型式 总传热系数K，W/(m2.?) 水平浸没加热式 600~2300 标准式(自然循环) 600~3000 标准式(强制循环) 1200~6000 悬筐式 600~3000 外加热式(自然循环) 1200~6000 外加热式(强制循环) 1200~6000 33 升膜式 1200~6000 降膜式 1200~3500 3.传热面积(heat transfer area)计算 在蒸发器的热负荷Q、传热的有效温度差 及总传热系数K确定以后，则可由式5-11计算蒸发器的传热面积，即 (5-11a) 四.蒸发强度与加热蒸汽的经济性 蒸发强度与加热蒸汽的经济性是衡量蒸发装置性能的两个重要技术经济指标。 1.蒸发器的生产能力和蒸发强度 蒸发器的生产能力通常指单位时间内蒸发的水量，其单位为kg/h。蒸发器生产能力的大小由蒸发器的传热速率Q来决定，即 (5-11) 如果忽略蒸发器的热损失且原料液在沸点下进料，则其生产能力为 (5-32) 式中 W———蒸发器的生产能力，kg/h; Q———蒸发器的热负荷，kJ/h; ———二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg。 应当指出，蒸发器的生产能力只能笼统地表示一个蒸发器生产量的大小，并未涉及蒸发器本身的传热面积。为了定量地反映一个蒸发器的优劣，可采用如下蒸发强度的概念。 蒸发器的生产强度简称蒸发强度，系指单位时间内单位传热面积上所蒸发的水量，即 (5-33a) 式中 U———蒸发强度， ; 34 W———水蒸发量，即生产能力，kg/h; S———蒸发器的传热面积，m2。 蒸发强度是评价蒸发器优劣的重要指标。对于给定的蒸发量而言，蒸发强度越大，则所需的传热面积越小，因而蒸发设备的投资越小。 今假定沸点进料，并忽略蒸发器的热损失，则由式5-32， ，代入式5-33a可得 (5-33b) 由上式可知，提高蒸发强度的基本途径是提高总传热系数K和传热温度差 。 (1)传热温度差 的大小取决于加热蒸汽的压力和冷凝器操作压力。但加热蒸汽压力的提高，常常受工厂供气条件的限制，一般为0.3~0.5MPa，有时可高到0.6~0.8MPa。而冷凝器中真空度的提高，要考虑到造成真空的动力消耗。而且随着真空度的提高，溶液的沸点降低，粘度增加，使得总传热系数K下降。因此，冷凝器的操作真空度一般不应低于10~20 kPa。 由以上分析可知，传热温度差的提高是有限制的。 (2)提高蒸发强度的另一途径是增大总传热系数。由式5-24可知，总传热系数K取决于两侧对流传热系数和污垢热阻。 蒸汽冷凝的传热系数 通常总比溶液沸腾传热系数 大，即在总传热热阻中，蒸汽冷凝侧的热阻较小，但在蒸发器操作中，需要及时排除蒸汽中的不凝气体，否则其热阻将大大增加，使总传热系数下降。 管内溶液侧的沸腾传热系数 是影响总传热系数的主要因素。如前所述，影响 的因素很多，如溶液的性质、蒸发器的类型及操作条件等等。由前面介绍的沸腾传热系数的关联式可以了解影响 的若干因素，以便根据实际的蒸发任务，选择适宜的蒸发器型式及其操作条件。 35 管内溶液侧的污垢热阻往往是影响总传热系数的重要因素。特别当蒸发易结垢和有结晶析出的溶液时，极易在传热面上形成垢层，使K值急剧下降。为了减小垢层热阻，通常的办法是定期清洗。此外，亦可采用减小垢层热阻的其它措施。例如，选用适宜的蒸发器型式(如强制循环或列文蒸发器等);在溶液中加入晶种或微量阻垢剂等等。 2.加热蒸汽的经济性 如前所述，蒸发过程是一个能耗较大的单元操作，因此能耗是蒸发过程优劣的另一个重要评价指标，通常以加热蒸汽的经济性来表示。加热蒸汽的经济性系指1kg生蒸汽可蒸发的水分量，即 (5-34) 为了提高加热蒸汽的经济性，可有多种途径。有关内容在下一节将要详细讨论。 如前所述，单效蒸发时，单位加热蒸汽消耗量大于1，即每蒸发1kg水需消耗不少于1kg的加热蒸汽。因之，对于大规模的工业蒸发过程，如果采用单效操作必然消耗大量的加热蒸汽，这在经济上是不合理的。有鉴于此，工业上多采用多效蒸发操作。 在多效蒸发中，各效的操作压力依次降低，相应地，各效的加热蒸汽温度及溶液的沸点亦依次降低。因此，只有当提供的新鲜加热蒸汽的压力较高或末效采用真空的条件下，多效蒸发才是可行的。以三效蒸发为例，如果第一效的加热蒸汽为低压蒸汽(如常压)，显然末效(第三效)应在真空下操作，才能使各效间都维持一定的压力差及温度差;反之，如果末效在常压下操作，则要求第一效的加热蒸汽有较高的压力。 ξ5,4 多效蒸发 一.多效蒸发的操作流程 36 1(并流模式 2(逆流模式 3(平流模式 二.多效蒸发与单效蒸发的比较 1(加热蒸汽的经济性 2(溶液的温度差损失 3(蒸发强度 三.多效蒸发中的效数限制及最佳效数 四.提高加热蒸汽经济性的其它措施 1(抽出额外蒸汽 2(冷凝水显热的利用 3(热泵蒸发 一.多效蒸发的操作流程 按溶液与蒸汽相对流向的不同，多效蒸发有3种常见的加料流程(模式)，下面以三效蒸发为例说明之。 1(并流(co-current flow)模式 这是工业上最常见的加料模式，图片(5-16)为并流的典型流程。溶液与蒸汽的流动方向相同，均由第一效顺序流至末效。 并流法的优点是:溶液从压力和温度较高的蒸发器流向压力和温度较低的蒸发器，故溶液在效间的输送可以利用效间的压差，而不需要泵送。同时，当前一效溶液流入温度和压力较低的后一效时，会产生自蒸发(闪蒸)，因而可以多产生一部分二次蒸汽。此外，此法的操作简便，工艺条件稳定。 并流法的缺点是:随着溶液从前一效逐效流向后面各效，其浓度增高，而温度反而降低，致使溶液的粘度增加，蒸发器的传热系数下降。因此，对于随浓度的增加其粘度变化很大的料液不宜采用并流。 2(逆流(counter-current flow)模式 37 逆流加料法的流程如图片(5-17)所示。溶液的流向与蒸汽的流向相反，即加热蒸汽由第一效进入，而原料液由末效进入，由第一效排出。 逆流法的优点是:随溶液的浓度沿着流动方向的增高，其温度也随之升高。因此因浓度增高使粘度增大的影响大致与因温度升高使粘度降低的影响相抵，故各效溶液的粘度较为接近，各效的传热系数也大致相同。 逆流法的缺点是:溶液在效间的流动是由低压流向高压，由低温流向高温，必须用泵输送，故能量消耗大。此外，各效(末效除外)均在低于沸点下进料，没有自蒸发，与并流法相比，所产生的二次蒸汽量较少。 一般说来，逆流加料法适合于粘度随温度和浓度变化较大的溶液，但不适合于处理热敏性物料。 3(平流(advection)模式 平流法系指原料液平行加入各效，完成液亦分别自各效排出。蒸汽的流向仍由第一效流向末效。如图片(5-18)为平流加料的三效蒸发流程。此种流程适合于处理蒸发过程中有结晶析出的溶液。例如某些无机盐溶液的蒸发，由于过程中析出结晶而不便于在效间输送，则宜采用此法。 38 除以上三种基本操作流程而外，工业生产中有时还有一些其它的流程。例如，在一个多效蒸发流程中，加料的方式可既有并流又有逆流，称为错流法。以三效蒸发为例，溶液的流向可以是3?1?2，亦可以是2?3?1。此法的目的是利用两者的优点而避免或减轻其缺点。但错流法操作较为复杂。 返回首页 二.多效蒸发与单效蒸发的比较 1(加热蒸汽的经济性 前已述及，多效蒸发旨在通过二次蒸汽的再利用，提高加热蒸汽的利用程度，从而降低能耗。设单效蒸发与n效蒸发所蒸发的水量相同，则在理想情况下，单效蒸发时单位蒸汽用量为 ，而n效蒸发时 (kg蒸汽/kg水)。如果考虑了热损失、各种温度差损失以及不同压力下汽化潜热的差别等因素，则多效蒸发时单位蒸汽用量比 稍大。表5-3示出了多效蒸发时单位蒸汽消耗量的理论值与实际值。 表5-3 不同效数蒸发的单位蒸汽消耗量 效数 2 3 4 5 eT ，kg蒸汽/kg水 1 0.5 0.330.25 0.2 ep ，kg蒸汽/kg水1.1 0.57 0.4 0.3 0.27 表中 eT —理论值;ep—实际值 39 由表5-3可知，效数越多，单位蒸汽的消耗量越小，相应的操作费用越低。 返回首页 2(溶液的温度差损失 设多效蒸发与单效蒸发的操作条件相同，即二者加热蒸汽压力相同、冷凝器操作压力相同以及料液与完成液浓度相同，则多效蒸发的温度差损失较单效蒸发时为大。 如图片(5-19)为单效、二效和三效蒸发装置中温度差损失示意，图中三种情况有着相同的操作条件。其中图形总高度代表加热蒸汽温度和冷凝器中蒸汽温度间的总温度差 (即 ?)，阴影部分代表由于各种原因引起的温度差损失，空白部分代表有效温度差，即传热的推动力。由图可见，多效蒸发较单效蒸发的温度差损失大。显然，效数越多，温度差损失越大。 返回首页 3(蒸发强度 同样，设单效蒸发与多效蒸发的操作条件相同，即加热蒸汽压力相同、冷凝器操作压力相同以及原料与完成液浓度均相同，则多效蒸发的蒸发强度较单效蒸发时为小。 为简化起见，设各效蒸发器的传热面积相等、各效传热系数亦相等，则多效蒸发的总传热速率为 (5-35) 40 在假定条件下，多效蒸发的生产强度为 (5-36) 前已述及，多效蒸发的温度差损失大于单效蒸发。由上式可见，随着效数的增加，其生产强度明显减小。效数越多，蒸发强度越小。也就是说，蒸发每kg水需要的设备投资增大 三.多效蒸发中的效数限制及最佳效数 由上述讨论可知，随着多效蒸发效数的增加，温度差损失加大。某些溶液的蒸发还可能出现总温度差损失大于或等于总温度差的极端情况，此时蒸发操作则无法进行。因此多效蒸发的效数是有一定限制的。 一方面，随着效数的增加，单位蒸汽的耗量减小，操作费用降低;而另一方面，效数越多，设备投资费也越大。而且由表5-3可以看出，尽管 随效数的增加而降低，但降低的幅度越来越小。例如，由单效改为2效，可节省的生蒸汽约为50%，而由4效改为5效，可节省的生蒸汽量仅约为10%。因此，蒸发的适宜效数应根据设备费与操作费之和为最小的原则权衡确定。 通常，工业多效蒸发操作的效数取决于被蒸发溶液的性质和温度差损失的大小等各种因素。每效蒸发器的有效温度差最小为5~7?。溶液的沸点升高大，采用的效数少，例如NaOH溶液，一般用2~3效;溶液的沸点升高小，采用的效数多，如糖水溶液的蒸发用4~6效。而海水淡化的蒸发装置可达20~30效。 返回首页 四.提高加热蒸汽经济性的其它措施 为了提高加热蒸汽的经济性，除了采用前述的多效蒸发操作之外，工业上还常常采用其它措施，现扼要介绍如下。 1(抽出额外蒸汽 所谓额外蒸汽是指将蒸发器蒸出的二次蒸汽用于其它加热设备的热源。由于用饱和水蒸汽作为加热介质时，主要是利用蒸汽的冷凝潜热，因此就整个工厂而言，将二次蒸汽引出作为它用，蒸发器只是将高品位(高温)加热蒸汽转化为较低品位(低温)的二次蒸汽，其冷凝潜热仍可完全利用。这样不仅大大降低了能耗，而且使进入冷凝器的二次蒸汽量降低，从而减少了冷凝器的负荷。 41 返回首页 2(冷凝水显热的利用 蒸发器的加热室排出大量冷凝水，如果这些具有较高温度的冷凝水直接排走，则会造成大量的能源和水源的浪费。为了充分利用这些冷凝水，可以将其用作预热料液或加热其它物料，也可以用减压闪蒸的方法使之产生部分蒸汽与二次蒸汽一起作为下一效蒸发器的加热蒸汽。有时，还可根据生产需要，作为其它工艺用水。 返回首页 3(热泵蒸发 将蒸发器蒸出的的二次蒸汽用压缩机压缩，提高其压力，使其饱和温度超过溶液的沸点，然后送回蒸发的加热室作为加热蒸汽，此种方法称为热泵蒸发。图片5-20为蒸汽热泵蒸发的流程之一。由图片可见，采用热泵蒸发只需在蒸发器开工阶段供应加热蒸汽，当操作达到稳定后，不再需要加热蒸汽，只需提供使二次蒸汽升压所需要的功，因而节省了大量的生蒸汽。通常，在单效蒸发和多效蒸发的末效中，二次蒸汽的潜热全部由冷凝水带走，而在热泵蒸发中，不但没有此项热损失，而且不消耗冷却水，这是热泵蒸发节能的原因所在。 但应指出，热泵蒸发不适合于沸点上升较大的溶液的蒸发。这是由于溶液的沸点升高较大时，蒸发器的传热推动力变小，因而二次蒸汽所需的压缩比将变大，这在经济上将变得不合理。此外，压缩机的投资较大，经常要维修保养，这些缺点在一定程度上也限制了热泵蒸发的应用。 42