单效蒸发器蒸发计算方式

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1、图5-13单效蒸发器单效蒸发器蒸发计算方式单效蒸发设计计算内容有： 确定水的蒸发量； 加热蒸汽消耗量； 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Fx 二(F - W) x 二 Lx0 1 1X W 二 F (1 -f) 由此可得水的蒸发量X1(51)FxX 0完成液的浓度1 F -W (52)式中：F原料液量，kg/h；W蒸发水量，kg/h；L完成液量，kg/h；x原料液中溶质的浓度，质量分 0

2、数；X完成液中溶质的浓度，质量分 1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:DH + Fh = WH1 + Lh + Dh + Q01cL53a)Q 二 D(H - h )二 WH( + Lh - Fh + Qc 1 0 L式中：H加热蒸汽的焓，kJ/kg ;H二次蒸汽的焓，kJ/kg ;h原料液的焓，kJ/kg ;0h 完成液的焓，kJ/kg ;1h加热室排出冷凝液的焓，kj/h ; cQ蒸发器的热负荷或传热速率，kJ/h ;Q热损失，可取Q的某一百分数，kJ/kg ;Lc、c为原料、完成液的比热，kj/（kg C）。 01考虑溶液浓缩热不大

3、，并将H取t下饱和蒸汽的焓，则（93a）式可写成:1FC （t -1 ） + Wr+QD = 0_1 0Lr （54）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t二t，并不计热损失, 01则（45）式可写为：55)55a)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二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 心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

4、热速率方程求得，即：(56)Q = K - A -AtmQKAt m式中：A 蒸发器的传热面积，m2；K 蒸发器的总传热系数，W/血K）；At传热平均温度差，C；mQ蒸发器的热负荷，W或kj/kg。式（56）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(57)Q 二 D(H - h )二 Dr c但在确定At和K时，却有别于一般换热器的计算方法。111（一）平均温度差At的确定m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：(58)At = T tm1式中：T 加热蒸汽的温度，C；t 操作条件下溶液的沸点，C。1应

5、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At时需考虑这些因素。m1、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A表示。影响A的 主要因素为溶液的性质及其浓度。一般，有机物溶液的A较小；无机物溶液的A 较大；稀溶液的 A 不大，但随浓度增高， A 值增高较大。例如，7.4的 NaOH 溶液在101.33KPa下其沸点为102C, A仅为2C,而48.3%NaOH溶液，其沸点为140C, A值达40C之多。各种溶液的沸点由实验确定，也可由手册或本书附

6、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A ，即式中：A，操作条件下的溶液沸点升高，C；A常压下的溶液沸点升高，C；常f 校正系数，无因次，其值可由下式计算f = 0.0162(T+273)2(510)其中：T操作压力下二次蒸汽的饱和温度，C；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A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

7、P为: avP = p+三巴av 2(511)式中：P溶液表面的压力，即蒸发器分离室的压力，Pa；P溶液的平均密度，kg/m3； avh 液层高度，m。则由液柱静压引起的沸点升高 A 为A、二 t -1av b(512)式中：t 液层中部p压力下溶液的沸点，C；avavtp压力（分离室压力）下溶液的沸点，C。 b近似计算时，式（512）中的t和t可分别用相应压力下水的沸点代替。av b4、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A、表示。 显然，A、值与二次蒸汽的速度、管道尺寸以及除沫器的阻

8、力有关。由于此值难于计算，一般取经验值为1C,即A、= 1C。考虑了上述因素后，操作条件下溶液的沸点t,即可用下式求取, 1t 二 t +A+A、+A、1c(513)或t = t1、+Ac(513a)式中：T 冷凝器操作压力下的饱和水蒸汽温度，C；C二A + A + A总温度差损失，C；蒸发计算中，通常把(48)的平均温度差称为有效温度差，而把T -T，C 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(514)+ R + - + R + a i 尢 0 ai0式中：aia0管内溶液沸腾的对流传热系数，W/(m2C)；管外蒸汽冷凝的对流传热

9、系数，W/(m2 C)；R管内污垢热阻，m2 C/W；iR管外污垢热阻，m2 C/W；0管壁热阻，m2C/W。(514)式中a 、R及b/入 在传热一章中均已阐述，本章不再赘述。0 0只是R和a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 ii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 R 往往是蒸发器总热阻的主要部分。i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 R 目前仍需根据经验数据确定。至于i管内溶液沸腾对流传热系数a也是影响总传热系数的主要

10、因素。影响a的因素很ii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的经验值蒸发器型式总传热系数W/(m2K)中央循环管式5803000带搅拌的中央循环管式12005800悬筐式5803500自然循环10003000强制循环12003000升膜式5805800降膜式12003500刮膜式，粘度1mPa s2000刮膜

11、式，粘度100100,002001200mPa s例5-1采用单效真空蒸发装置，连续蒸发NaOH水溶液。已知进料量为 200kg/h，进料浓度为40% （质量百分数），沸点进料，完成液浓度为48.3% （质量百分数），其密度为1500kg/m3，加热蒸汽压强为0.3MPa （表压），冷 凝器的真空度为51KPa,加热室管内液层高度为3m。试求蒸发水量、加热蒸 汽消耗量和蒸发器传热面积。已知总传热系数为1500 W/（m2K），蒸发器的热损失为加热蒸汽量的5%,当地大气压为101.3KPa。解：(1)水份蒸发量WW 二 F(1 亠)2000 x (1 - 0.1 ) -158.6 xi0.483

12、kg/h(2)加热蒸汽消耗量Wr +Q D LrQ 0.05 DrLD -加故0.95r由本书查附录得：当 P=0.3 MPa(表)时，T=143.5 C, r=2137.0 kJ/kg当 P=51KPa(真空度)时，T，=81.2Cr，=2304 kJ/kgccD 二 l586 乂 2304 二 18000.95 x 2137kg/hD 二 1800 二 1.13 W 1586（3）传热面积A 确定溶液沸点a）计算人已查知P=51kPa（真空度）下，冷凝器中二次蒸汽的饱和温度T / =81.2Ccc查附录常压下48.3% NaOH溶液的沸点近似为t =140CA =140-100=40 C常

13、因二次蒸汽的真空度为51 kPa，故A需用式（410）校正，即f = .162(T = .16(81| = *87 A =0.87X40=34.8 Cb）计算A由于二次蒸汽流动的压降较少，故分离室压力可视为冷凝器的压力。P = P+4 二 5 + 15X 981 x 3 则 av22= 5 + 22 = 72 kPa查附录得 72 kPa 下对应水的沸点为90.4 Cc) A =1 C则溶液的沸点t=T / + A + A + A=81.2 + 34.8 + 9.2 + 1 = 126.2 Cc 总传热系数已知K=1500 W/m2 K 传热面积由式(57a)、(58)和(59)得蒸发器加热面积为：Q = Dr=1586 x 2137 x 13 1586 x 2137 x 13KAtm K(T - )36 x 15 x (143.5 -126.2) = 15 x 17.3 x 36 =36.3