蒸发器换热系数的理论数值Word文档格式.docx

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由于溶液中常含有少量的杂质盐类如CaSO4、CaCO3、Mg（OH）2等，溶液在加热表面汽化会使这些盐的局部浓度达到过饱和状态，从而在加热面上析出，形成污垢层。

尤其是CaSO4等，其溶解度随温度升高而下降，更易在传热面上结垢，且质地较硬，难以清除；

以CaCO3为主的垢层质地虽软利于清除，但导热系数较小；

此外，垢层的多孔性也使其导热系数较低。

所以即使厚度为1～2mm的垢层也具有较大的热阻。

为降低Rs，工程上可采取定期清理、提高循环速度、加阻垢剂，或添加少量晶种使易结晶的物料在溶液中而不是在加热面上析出等方法。

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6.5.2多效蒸发的优缺点

一、多效蒸发的经济性

　　多效蒸发时，除末效外，各效的二次蒸汽都作为下一效蒸发器的加热蒸汽加以利用，因而和单效相比，相同的生蒸汽量D可蒸发更多的水量W，亦即提高了生蒸汽的经济性W/D。

如前所述，在若干假定条件下，单效时的W/D约为1。

同理，双效时约为2，三效时约为3，等等。

考虑实际情况，根据经验，不同效数时生蒸汽的经济性大致如下表：

表6-2生蒸汽经济性W/D的经验值

效数

单效

双效

三效

四效

五效

W/D

0.91

1.75

2.5

3.33

3.70

　　正由于多效蒸发时生蒸汽的经济性较高，所以在蒸发大量水分时广泛采用多效蒸发。

但上表也说明，当效数增加时，W/D值虽然增加，但并不和效数成正比。

二、多效蒸发的代价

　　首先，多效蒸发时需要多个蒸发器，为便于制造和维修，各蒸发器的传热面积常相同，此时，多效蒸发的设备费近似和效数成正比。

因此，多效蒸发时生蒸汽经济性的提高是以设备费为代价的。

　　其次，当生蒸汽的压力（温度）和冷凝器的压力（温度）给定时，不论单效或多效蒸发，其理论传热温度差均为Δtr=T-T′。

这里，T和T′分别为加热蒸汽和冷凝器处二次蒸汽的温度。

换句话说，理论传热温差与效数无关，多效蒸发只是将上述传热温度差按某种规律分配至各效。

而且，多效蒸发的每一效都存在沸点上升或传热温度差损失，因而各效有效传热温度差之和——总有效传热温度差必然小于单效时的有效传热温度差，结果导致多效时的生产能力小于单效。

下面作进一步的说明。

由于蒸发是由传热控制的单元操作，因此蒸发时的生产能力可近似以传热率Q来衡量。

由传热速率方程，对于单效蒸发：

Qs=KsAsΔts（6-24）

对于m效的多效蒸发：

（6-25）

式中，下标s表示单效；

m表示效数，i表示多效蒸发中的第i效。

作为粗略计算，设各效传热系数可取其平均值，各效的传热面积相等，且它们分别均和单效时同，则有

（6-26）

有效传热温度差Δt为理论传热温度差与传热温度差损失Δ之差，

对于单效：

Δts=Δtr-Δs（6-27a）

对于多效：

（6-27b）

　　一般情况下，多效蒸发中末效的温度差损失和单效时的温度差损失相等，故必有，因而。

比较式（6-24）和（6-26）可知Qm<

Qs，即多效时的生产能力总是小于单效，且效数愈多，其生产能力更趋减小。

　　蒸发器的单位传热面积上蒸发水分的能力称为蒸发器的生产强度U，它也是衡量蒸发过程的一个重要生产指标，即

　　　　　　　　　　　　U＝Ｗ／Ａ　　　　　　（6-28）

式中U为蒸发器的生产强度，kg/m2·

　　由于多效蒸发时的生产能力小于单效时的生产能力，而传热面积又等于单效时的m倍，所以，多效时的生产强度远较单效蒸发时的为小。

三、多效蒸发中效数的限制和选择随着效数的增加，各效传热温度差损失之和增加，各效总有效传热温度差减小，蒸发的生产能力降低。

极限情况下，若由于效数的增加使，则，蒸发操作将无法进行，因此，多效蒸发的效数必存在一定的限制。

　　实际上，由于效数增加时，生蒸汽经济性提高的幅度越来越小，例如由单效变为双效，生蒸汽的经济性约提高了（1.75-0.91）/0.91=92.3%，而自四效增加为五效，则仅提高（3.7-3.33）/3.3=11.1%；

而设备的投资费用却始终随效数的增加成比例地增加，所以，即使在相同生产能力条件下，也不可无限制地增加效数。

　　基于上述理由，实际的多效蒸发过程，效数不是很多的，除特殊情况（如海水淡化等）外，一般来说，对于电解质溶液，如NaOH、NH4NO3等水溶液的蒸发，由于其沸点升高较大，故通常为2～3效；

对于非电解质溶液，如糖的水溶液或其它有机溶液的蒸发，其沸点上升较小，所用的效数可为4～6效。

而从传热角度考虑，为使溶液的沸腾传热维持在核状沸腾阶段，在确定效数时，应注意使各效分配到的有效温度差不小于5～7℃。

近年来，为了更充分地利用热能，已出现了适当增加效数的趋势，但适宜效数的选择还需要通过经济核算来确定，原则上应使单位生产能力下的设备与操作费之和为最小。

6.4.3蒸发器的传热面积

由传热方程可计算蒸发器的传热面积A为

（6-23）

例6-2用单效蒸发浓缩NH4NO3水溶液。

设计进料量为2.78kg/s，用压力为686kPa（绝）的饱和水蒸气将溶液由68%（质量分率，下同）浓缩至90%。

若蒸发室压力为20kPa（绝）。

溶液的沸点为373.15K，蒸发器的总传热系数为1.2kW/m2·

K，沸点进料，试求不计热损失时加热蒸汽消耗量及蒸发器的传热面积。

解：

水份蒸发量

由水蒸汽表查得加热蒸汽在绝压为686kPa时的饱和温度和汽化潜热为

T=437.4K，r=2073kJ/kg

蒸发室的压力为20kPa（绝）时，二次蒸汽的汽化潜热为

rt=2356KJ/Kg

故在沸点进料及忽略热损失时，加热蒸汽消耗量为

D=W（rt/r）

蒸发器的传热面积为

各蒸发器的总传热系数

2011-05-2321:

23:

02|分类：

化工工艺|标签：

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各蒸发器的总传热系数

蒸发器形式

总传热系数W/（m2.K

夹套式

350~2330

盘管式

580~3000

水平管式（蒸汽管冷凝）

580~2330

水平管式（蒸汽管外冷凝）

580~4700

中央循环管式

带搅拌的中央循环管式

1200~5800

580~3500

旋液式

930~1750

强制循环型

1200~7000

倾斜管式

930~3500

580~5800

1200~3500

外加热式

刮膜式（粘度1~100cP）

1750~7000

刮膜式（粘度1000~10000Cp）

700~1200

叠片离心式

3500~4700

空气冷却器总传热系数

21:

22|分类：

空气冷却器总传热系数大致值.W/（m2.℃）

冷凝

K值

液体冷却

气体冷却

操作压力kPa（表压）

压力降kPa

氨

625

机器夹套水

710

空气或烟道气

345

0.7~3.5

氟利昂-12

400

柴油

140

690

13.8

110

汽油

460

轻瓦斯油

370

170

轻碳氢化合物

510

480

碳氢化合物气体

241

200

430

轻石脑油

862

重石脑油

重整炉液流

6900

重整反应器废气

残油

氨反应器流体

低压蒸汽

770

焦油

塔顶蒸汽

有夹套的容器总传热系数

20:

13|分类：

带有夹套的容器总传热系数大致值.W/（m2.℃）

夹套的流体

容器的流体

传热壁材料

蒸汽

水

不锈钢

850~1700

玻璃衬里碳钢

400~570

水溶液

450~1140

285~480

有机液

285~850

170~400

轻油

340~910

230~425

重油

57~285

57~230

盐水

230~1625

170~450

200~850

140~400

170~680

115~340

200~740

140~370

57~170

传热油

285~1140

230~965

115~400

57~200

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