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     在热分离技术领域,蒸发装置广泛应用于液体浓缩,蒸发技术的关键要求在蒸发过程中保持液体质量的恒定和避免产品的破坏.1952年世界上发明了第一台降膜蒸发器后,对蒸发技术作了基本的改进,使蒸发效率明显提高,空间达到最小,设备易操作,并且运行经济.
   
     降膜蒸发器,由于物体的滞留量少,同时产品在蒸发器内的停留时间短,在真空条件下被温和地蒸发,因而特别适应浓缩热敏性物料,并保持其性质影响最小.基于这些特点,降膜蒸发器已在众多应用场合中取代了其他类型的蒸发器.

  本公司已经从自己的研究,开发和设计的大量装置中,获得了丰富的技术经验,从而我们能够针对绝大多数产品,蒸发速率,操作条件和应用领域提供了正确的方案.         

 

                          温州泰康蒸发器化工原理蒸发器设计及蒸发器原理

鉴于糖汁是热敏性料液,不宜采用逆流;其出效黏度变化也比较小,在并流能满足的情况下第二章 蒸发器工艺计算
第一节 流程图及对设计流程图的说明
1.1 蒸发操作流程的确定
蒸发装置流程是指多效蒸发器中蒸发器的数目及其组合排列方式,物料和蒸汽的流向,以及附属设备的安排等.多效蒸发器的流程根据加热蒸汽与料液的流向不同可以分为并流、逆流、平流及混流四种
1.1.1 一般情况下,生产中通常用并流如图2-1所示并流操作,料液在效间的传输可以利用各效间的压差进行,而不用另外用泵来传输同时由于效间沸点依次降低,前一效的料液进入后一效时
       会因过热而自动发生蒸发但是并流操作也有自己的缺点各效的压力差依次减小,温度也依次减小,而料液的浓度依次升高,黏度依次增大,这对料液的传输不利特别是对于高黏度的料液不宜采用并流方式入料

1.1.2逆流流程料液由末效加入,依次用泵送入前一效,随着料液浓度升高温度也越高依次各效间黏度相差不是太大,传热系数变化也不是很大逆流加料适合于黏度随浓度变化较大的料液,而不适宜热敏性物料的蒸发
1.1.3平流操作适合于有结晶析出的物料,或用于同时浓缩两种以上的水溶液体系.如图2-2所示

1.1.4混流操作是在各效间兼用并流和逆流的加料方法,其具有并流和逆流的有点,同时克服了他们的缺点
       但是操作比较复杂
       为了操作简便和经济,设计管路比较繁琐,其操作比较复杂,一般情况也不采用混流从以上又知道,平流不合适于糖汁的蒸发所以选择并流比较经济
1.2. 蒸发效数的确定
采用多效蒸发的目的在于充分利用热能通过二次蒸汽的再利用,减少蒸汽的消耗量,提高蒸汽的经济性但是并不代表效数越多越好,其还受到经济和计算因素的限制
       因此在确定效数时,应该综合考虑设备费用和操作费用总和最小来确定最合适效数表2-1表示不同效数蒸发过程的单位蒸汽消耗量,可以借此作为选效参考
表2-1 不同效数蒸发过程的单位蒸汽消耗量(㎏蒸汽/㎏水)[1]

单效
双效
三小
四效
五效
理论蒸汽消耗量
1.1
0.5
0.33
0.25
0.2
实际消耗量
1.1
0.57
0.4
0.3
0.27
若再增加效数可节约的蒸汽/%
93
30
25
10
7
在蒸发操作中,为保证传热的正常入行,每一效的温差不能小于5~7℃,对于电解质,采用2~3效,对于非电解质,采用4~6效.糖汁溶质属于非电解质,我们采用4效,以利于确保每一效的加热面积相同
1.3流程图及对设计流程图的说明
1.3.1从以上分析
       可以确定蒸发的流程图,并加以对其的说明流程图如图2-3所示(也可参见附录1):

1.3.2该蒸发流程采用四效并流工艺流程,料液和蒸汽从一效进效,每效的出效蒸汽(二效蒸汽)进入下一效继续进行加热蒸发,依次这样进行直到四效,每一效的二次蒸汽根据具体情况入行抽汽,抽汽方案详细见后面分析出四效的二次蒸汽经意气消沉凝罐心灰意冷凝,冷凝液向下排出
       不凝性气体直接排空
第二节蒸发器类型选择
2.1由于生产要求的不同,蒸发设备有多种不同的结构型式对常用的间壁传暖式蒸发器,按溶液在蒸发器中的运动情况,大致可分为以下两大类:
2.1.1单程型蒸发器
特点:溶液以液膜的形式一次通过加热室,不进行循环
优点:溶液停留时间短,故特别适用于热敏性物料的 蒸发;温度差损失较小,表面传热系数较大
缺点:设计或操作不当时不易成膜,热流量将明显下降;不适用于易结晶、结垢物料的蒸发此类蒸发器主要有
a.升膜式蒸发器 b.降膜式蒸发器 c.刮板式蒸发器
2.1.2循环型蒸发器
特点:溶液在蒸发器中做循环流动
       蒸发器内溶液浓度基本相同,接近完成液的浓度操作稳定此类蒸发器主要有
a.中央循环管式蒸发器 b.悬筐式蒸发器 c.外暖式蒸发器
d.列文式蒸发器 e.强制循环蒸发器
其中
       前四种为自然循环蒸发器
2.2 蒸发器的选型[1]
中央循环管式蒸发器结构和原理:其下部的加热室由垂直管束组成,中间有一根直径较大的中央循环管当管内液体被加热沸腾时,中央循环管内气液混合物的平均密度较大;而其余加热管内气液混合物的平均密度较小在密度差的作用下,溶液由中央循环管下降,而由加热管上升,做自然循环流动溶液的循环流动提高了沸腾表面传热系数
       强化了蒸发过程这种蒸发器结构紧凑,制造方便,传暖较好,操作可靠等优点
       应用十分广泛
       有"标准蒸发器"之称
目前糖厂也大多中央循环管式蒸发器,技术比较成熟但是这种蒸发器的加热面积较小,随着蒸发罐向大型化的发展,单一的中央循降液管很难保证罐内糖汁的循环
       因此在中央循环管蒸发器的基础上,加以改进,发展了一种新型的外循环式蒸发器,其把循环管安装在加热室的外面,加暖室的直径比汁汽室的直径稍小,加暖室的蒸汽从周边入入,在加热室外壳从上方开有长方形汽隙,外面包以环形蒸汽通道,这样使进渗透汽鼓的汽汁分布比较均匀外循环管有两根,其上端与位于加热室顶部外周的集汁环连接其中一根较低,其下部与分配器相接,分配器有一漏斗与出汁管相连接在汽鼓中央安装一根直径不是很大的不凝汽管,汽凝水从接近与下管板的四个出水口排除
外循环管蒸发器的优点:在加热室有限的情况下尽可能增大加热面积,结构紧凑,罐底容积也较小,相对缩小糖汁在罐内的停留时间,糖汁进出口装置合理,入汁不会与出汁混合
因此本次采用我国生产的TWX型外循环蒸发器
第三节蒸发器工艺计算
蒸发的工艺计算主要是在已知料液流量、温度、浓度及最终完成液的浓度、加热蒸汽压和冷凝器中的压强的前提下,通过计算确定:加热蒸汽消耗量、溶剂蒸发量以及蒸发器传热面积,最后确定出设备尺寸
蒸发工艺计算基本步骤:
(1)根据生产任务算出总的蒸发水量
       然后分配到各效,求出各效的蒸发水量
(2)由加热蒸汽压强和末效压强,根据溶液的蒸汽压、液柱静压及流动阻力所引起的温度损失,算出总的有效温度差,再根据各效传热面积相等的原则,将总的有效温度差分配致各效,找出蒸发操作的温度条件
(3)选用各效传热系数的经验值
(4)按传暖速率方程算出各效传热面积
3.1估算各效溶液的沸点和有效温度差
进入第一效蒸发器加暖蒸汽压力为1.5atm(绝压),第四效的二次蒸汽压力为0.14atm(绝压)以下全部化为绝压进行计算,即:
根据一般经验,各效压差分配有一个比值
       如表2-2所示:
表2-2各效压力差分配[2]
总压力差
△P总=P0-P5=1.5atm-0.14atm=1.36atm
各效压力降为
△P1=11/40×△P总=11/40×1.36=0.374atm
△P2=10.5/40×△P总=10.5/40×1.36=0.357atm
△P3=9.5/40×△P总=9.5/40×1.36=0.323atm
△P4=9/40×△P总=9/40×1.36=0.306atm
P1`=P0-△P1=1.5-0.374=1.126atm =114.1KPa
P2`= P1`-△P2 =1.126-0.357=0.769atm =77.9KPa
P3`= P2`-△P3=0.769-0.323=0.446atm =45.2KPa
P4`=0.14atm=14.2KPa
查《化工原理》上册附录饱和水蒸气压表(以压强为标准)和饱和水蒸气压表(以温度为标准),再根据经验,汁汽每经过一道管,其温度降低1℃
       即:
ti=Ti 1
-1
可以依次求出各效加热蒸汽和汁汽的热力状况,如表2-3所示:
表2-3蒸发热力状况列表
效数
项目




加热蒸汽压强Pi(KPa)
152.0
141.1
77.9
45.2
加热蒸汽温度Ti(℃)
111.5
103.3
93.1
78.7
加暖蒸汽汽化潜热Ri(kJ/kg)
2228.2
2245.3
2277.1
2320.8
汁汽温度ti(℃)
104.3
94.1
79.7
52.7
汁汽压强pi(KPa)
118.1
82.0
46.8
14.2
汁汽汽化潜热ri(kJ/kg)
2247.3
2273.2
2307.8
2396.4
3.2 抽汽方案的拟定
参考《糖制汁加热与蒸发》第37页图2某个糖厂的抽汽方案[2],拟订本次设计的抽汽方案如表2-4:
表2-4 抽汽方案的确定(%C)
3.2 总蒸发水量和各效蒸发水量
3.2.1总蒸发水量:W总= g(1-)[2]
式中: g—清汁量%C
       Bn— 糖浆锤度, B0—清汁锤度
清汁取g=99.06% ,B0=13.6(ºBx) Bn=B4=60(ºBx)
W总= g(1-)
= 99.06% ×(1-) = 76.61%C
3.2.2各效蒸发水量
W1 = D1 =
=
= 37.15%C
W2 = W1-E1 = 37.15%C-11.5%C =25.65%C
W3 = W2-E2 = 25.59%C-17.0%C = 8.65%C
W4 = W3-E3 = 8.59%C-3.5%C = 5.15%C
3.3 各效糖汁出口浓度及平均浓度
各效出口糖汁锤度:
Bn=
B1= = = 21.76(ºBx)
B2= = = 36.26(ºBx)
B3= = = 48.79(ºBx)
B4= = = 59.98(ºBx)
计算的B4与题给60(ºBx)相差不多,下面用59.98进行计算
各糖汁的平均锤度=(进口锤度 出口锤度)/2
Bm1 = =17.68(ºBx)
Bm2 = = 29.01(ºBx)
Bm3 = = 42.52(ºBx)
Bm4 = = 54.39(ºBx)
3.4 确定各效传热有效温差
3.4.1计算浓度效应沸点升高
参考《糖汁加热与蒸发》P16公式[1]根据1-29:
e=
根据以上3.1所计算Bi和上表2-3的ti值进行计算
       如下所示:
e1==0.35℃
依次求得各效沸点升高如表2-5所示:
表2-5 各效浓度效应的沸点升高表
则:∑⊿t沸=0.35 0.69 1.24 1.94=4.22 (°C)
3.4.2静压效应沸点升高
本次设计用3米加热管,取液层高度为管长,即× 3 = 1m
       液柱平均高度取为×1 = 0.5m = 50cm,由糖汁的平均锤度、汁汽温度和液层高度查《糖制汁加热与蒸发》[1]P17表1-6得静压效应沸点升高值表2-6所示:
表2-6 各效静压效应的沸点升高表
则:∑⊿t静=1.21 1.56 2.98 6.75=13.55 (°C)
3.4.3管道汁汽温度损失
△T1 = 1℃ △T2 = 1℃ △T3 = 1℃
∑△T损= 1 1 1 = 3(℃)
所以可以计算出总有效温差为:
∑△T有效 =Ⅰ效加暖汽温度-末效汁汽温度-总温度损失
= 111.5 – 52.7-(4.22 13.55 3)= 38.03(℃)
3.4.5各效糖汁沸点
= 104.3 0.35 1.21= 105.86(℃)
= 94.1 0.69 1.56= 96.35(℃)
= 79.7 1.24 2.98 = 83.92(℃)
=52.7 1.94 7.80= 62.44(℃)
3.4.6各效有效温差 = 加热蒸汽温度-糖汁沸点
△T1 = 111.5 – 105.86 = 5.64(℃)
△T2 =103.3 – 96.35= 6.95(℃)
△T3 =93.1 – 83.92= 9.18(℃)
△T4 = 78.7 – 62.44= 16.26(℃)
即蒸发热力情况如下表2-7所示:
表2-7蒸发热力状况列表
效数
项目
I
II
III
IV
加热蒸汽压强Pi(KPa)
152.0
141.1
77.9
45.2
加热蒸汽温度Ti(℃)
111.5
103.3
93.1
78.7
加热蒸汽汽化潜热Ri(kJ/kg)
2228.2
2245.3
2277.1
2320.8
汁汽温度ti(℃)
104.3
94.1
79.7
52.7
汁汽压强pi(KPa)
118.1
82.0
46.8
14.2
汁汽汽化潜热ri(kJ/kg)
2247.3
2273.2
2307.8
2396.4
糖汁沸点升高(℃)
1.56
2.25
4.22
9.74
管道损失(℃)
0
1.0
1.0
1.0
糖汁沸点(℃)
105.86
96.35
83.92
62.44
有效温差(℃)
5.64
6.95
9.18
16.26
3.5 确定K值,求加暖面积
3.5.1计算各效需要的传热速率
参考《甘蔗糖厂设计手册上册》140页[2],各效传热量公式:
Qi=Wi×ri
Wi=Bi×C
式中: Qi——传热速率
       kW
Wi——各效蒸发水量,kg/h
ri——各效加热汽潜热,kJ/kg
清汁蔗比一般取99.06%,已知清汁量为43200kg/h,则可以算出对应的甘蔗量为:C=43200/99.06%=43610kg/h
Q1=37.15%×43610×2247.3=364.09×105(kJ/h)
Q2=25.65%×43610×2273.2=254.28×105(kJ/h)
Q3=8.65%×43610×2307.8=87.06×105(kJ/h)
Q4=5.15%×43610×2396.4=53.30×105(kJ/h)
3.5.2 K值的确定
参考《甘蔗糖厂设计手册上册》142页表3-61 国外传暖系数经验值[2],取各效传热系数如下:K1 =3.0 kW/ m2·℃
K2 =1.8 kW/ m2·℃
K3=0.7 kW/ m2·℃ K4=0.45 kW/ m2·℃
3.5.3加热面积的计算
加热面积: F =
式中Q为传暖量,K为传热系数,△t为有效温差
A1 = =597.7(m2)
A2 = = 564.6(m2)
A3 = = 376.3(m2)
A4 = =202.3(m2)
3.5.4重新分配各有效温差,《常用化工单元设备设计》[3]P172:
△ = A1△tn×
所以:△= A1△t1×
= 597.7×5.64×=7.54
同理得:
△ =8.78
△ =7.73
△ =7.36
各效糖汁沸点、汁汽温度:
Ⅰ:沸点 = 111.5- 7.54 = 103.96(℃)
汁汽温度 = 102.96 – 1.56= 101.40(℃)
Ⅱ:沸点 =100.40 – 8.78 = 91.62(℃)
汁汽温度 = 90.62 – 2.25 = 88.37(℃)
Ⅲ:沸点 = 87.37–7.73=79.64(℃)
汁汽温度 = 78.64- 4.22 =74.42(℃)
Ⅳ:沸点 =73.42 – 7.36 = 66.06(℃)
汁汽温度 = 60.44 – 9.74= 55.32(℃)
较核以后的暖力表如下表2-8所示:
表2-8最后较核热力状况表
效数
项目
I
II
III
IV
加热蒸汽压强Pi(KPa)
152.0
141.1
77.9
45.2
加热蒸汽温度Ti(℃)
111.5
103.3
93.1
78.7
加热蒸汽汽化潜热Ri(kJ/kg)
2228.2
2245.3
2277.1
2320.8
汁汽温度ti(℃)
101.4
88.37
74.42
55.32
汁汽汽化潜热ri(kJ/kg)
2254.8
2287.1
2317.5
2365.8
糖汁沸点升高(℃)
1.56
2.25
4.22
9.74
管道损失(℃)
0
1.0
1.0
1.0
糖汁沸点(℃)
103.96
91.62
79.64
66.06
有效温差(℃)
7.54
8.78
7.73
7.36
3.5.5面积的重新校核与确定
由以上已经确定以下参数:
K1 =3.0 kW/ m2·℃ K2 =1.8 kW/ m2·℃ K3=0.7 kW/ m2·℃ K4=0.45 kW/ m2·℃
Q1=8848.4×2247.3=364.09×105(kJ/h)
Q2=8840.2×2273.2=254.28×105(kJ/h)
Q3=8013.3×2307.8=87.06×105(kJ/h)
Q4=7745.2×2396.4=53.30×105(kJ/h)
则面积的重新计算如下:
A1 = =448.6(m2) A2 = = 449.6(m2)
A3 = =448.8(m2) A4 = =445.6(m2)
误差为:1-Smin/Smax=1-=0.0089,试差合理,取用平均面积:
平均面积为:A=(A1 A2 A3 A4)/4=448.2(m2),取值为450 m2
       
考虑安全和便于计算,取最终设计面积为500 m2,即取安全系数为:
=1.11 1.1≦1.11≦1.2
设计符合符合一般安全要求
3.6加暖蒸汽消耗量的计算和各效蒸发量的校核
参考《常用化工单元设备的设计》[4] P276-277,进行有关计算如下:
有关计算过程符号的说明:
Wi-----原来设计时预定的蒸发的水量(kg/h);
-----校核每效实际蒸发的水量(kg/h);
D----加热生蒸汽消耗量;
r
       ri------加暖蒸汽和第i效二次蒸汽(本处指汁汽)的汽化潜热,kJ/kg;
Ii------第i效二次蒸汽的焓kJ/kg;
ii-------第i效溶液焓kJ/kg;
i0-------表示入料温度所对应的焓;
ηi ------第i效的热利用系数,对溶解热可以忽略的料液,ηi=0.98;
根据详细情况,《常用化工单元设备的设计》[4] P276-277
       根据以下公式进行计算:
ηi =0.98-0.7△X
η1=0.98-0.7(0.2176-0.136)=0.9229
η2=0.98-0.7(0.3626-0.2176)=0.8785
η3=0.98-0.7(0.4879-0.3626)=0.8923
η4=0.98-0.7(0.5998-0.4879)=0.9017
进料温度t0=80℃
根据以上所得的参数,从《化工原理》上册附录表4和表5查得相应的热力参数[5]:
如表下表2-9所示:
表2-9各效对应热力参数表
效数




糖汁沸点(℃)
105.86
96.35
83.92
62.44
糖汁溶液焓ii
443.31
403.42
351.37
261.43
汁汽温度ti(℃)
104.3
94.1
79.7
52.7
蒸汽焓I
2683.99
2667.22
2641.64
2592.57
蒸汽汽化潜热r
2247.31
2273.18
2307.80
2371.84
另外对应第一效的加热生蒸汽温度为111.5℃查表得:r =2228.2(kJ/kg), 进料温度t0=80 ℃
        i0=334.94(kJ/kg)
根据《常用化工单元设备的设计》[4] P276-277参考公式:
W1=η1
Wi=×ηi
根据抽汽方案,如下表2-10所示 :
表2-10 抽汽方案的确定(%C)
可以求出总抽汽量和各效抽汽量为 :
E=32.0%×43610=13955.2kg/h
Ⅰ效:E1=11.5%×43610=5015.2kg/h Ⅱ效:E2=17.0%×43610=7413.7kg/h
Ⅲ效:E3=3.5%×43610=1526.4kg/h
又因为原来假设各效蒸发水量为 :
W1= 37.15%×43610=16201(kg/h) W2=25.65%×43610=11186(kg/h)
W3=8.65%×43610=3774(kg/h)
则选择可以求出第i效进渗入渗出i-1效的蒸汽量 =Wi-Ei , 以得 :
=16201-5015.2=11185.8(kg/h) =11186-7413.7=3772.3(kg/h)
=3774-1526.4=2247.6(kg/h)
= ×0.9229 (3-1)
= ×0.8785 (3-2)
= ×0.8923 (3-3)
=×0.9017 (3-4)
又因为:W= =33408
联立解式(3-1)、(3-2)、(3-3)、(3-4),可以求得:
D=19851(kg/h)
= 16340(kg/h) =11093(kg/h)
=3699(kg/h) =2242(kg/h)
校核结果与假设比较 :
=0.008 =0.008 =0.028 =0.002
从计算看出,设计方案与实际校核后的结果相差不大,所以设计比较合理,可以使用
3.7 蒸发效率的计算
η=1-×100%=1-=93.29%
最后设计结果如下表2-11所示
表2-11蒸发器设计总状况表
效数
项目
I
II
III
IV
加暖蒸汽压强Pi(KPa)
152.0
141.1
77.9
45.2
加暖蒸汽温度Ti(℃)
111.5
103.3
93.1
78.7
加热蒸汽汽化潜热Ri(kJ/kg)
2228.2
2245.3
2277.1
2320.8
汁汽温度ti(℃)
101.4
88.37
74.42
55.32
汁汽汽化潜热ri(kJ/kg)
2254.8
2287.1
2317.5
2365.8
糖汁沸点升高(℃)
1.56
2.25
4.22
9.74
管道损失(℃)
0
1.0
1.0
1.0
糖汁沸点(℃)
103.96
91.62
79.64
66.06
有效温差(℃)
7.54
8.78
7.73
7.36
各效蒸发水量(kg/h)
16340
11063
3699
2242
各效抽汽量(kg/h)
5015.
7414
1526

各效进入下一效的蒸汽量(kg/h)
11186
3772
2247

蒸发传热面积(m2)
450
450
450
450
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