单效蒸汽压缩设备的设计讲解.docx
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单效蒸汽压缩设备的设计讲解
单效蒸汽压缩设备的设计
希沙姆
化学工程系，能源与动力工程学院，科威特大学
邮政信箱5969，沙法13060，科威特
电子邮件：
hisham@kuc01.kuniv.edu.kw
摘要
本文介绍了一个单效应蒸汽压缩过程的综合设计模型。
过去的文献基本上针对的传热面积和压缩机功耗的研究分析计算。
这篇论文当中提到了几个新的设计特点，其中包括蒸发器的尺寸，除沫器的尺寸，非冷凝气体排气口的尺寸及真空系统的容积。
该模型的基本方程包括质量和能量方程，蒸汽压缩机消耗的功率，以及一个行之有效的用来计算与蒸汽和流体系统的传热系数和热损失有关物理量的模型。
由于系统的温度和密度是不断变化的所以对于一个非线性方程的求解需要进行迭代。
系统的性能包括模型的流量，盐水沸腾的温度，沸腾的饱和卤水和蒸汽的温差以及蒸发管的长度。
设计结果和现有数据的对比显示具体的能耗和传热面积和预测的一致。
关键词：
海水淡化，单效蒸发，蒸汽压缩机，设计，建模，成本核算
1.背景介绍
目前海水淡化产业主要受多级闪蒸海水淡化和反渗透（雷达测距器）所控制影响。
这两种海水淡化技术的市场占有率达90%以上。
其余的市场份额包括多效应的由于热或者力的作用的蒸汽压缩以及但效应的机械蒸汽压缩（MVC）【1】的脱水方式。
机械蒸汽压缩的脱水方式由于生产能力不足5000立方米/天【2，3】仍然具有一定的吸引力和竞争力。
有关MVC研究的文献包括系统建模和设计以及领域内的数据和绩效的评估。
一篇由迈茨和费希【4】早在1981年的论文显示无论是RO还是MVC系统关于生产成本都有一个明确的优势。
然而，MVC在生产过程中的扩大仍然有限。
1994年，只有100个MVC的微元体在齐默尔曼【5】的论文中提到。
MVC系统的设计和试验数据由卢卡斯、塔布里耶【7】、迈茨、齐默尔曼【8】得到。
这篇论文得到了单效应及多效应MVC系统的现场数据。
这些系统的能力各异，从300至2500立方米/天，平均的费用达11KWh/立方米。
单效系统的压缩比为1.3，多效系统的压缩比为1.85。
韦扎的论文提到了两个1987年和1989年安装在加那利群岛MVC单元（但效应）的可靠性。
这些单元的生产能力达500立方米/天，90%的工厂的因素，具体的功耗为10.4到11.2KWh/立方米。
较高的工厂影响因素由于低温操作，60摄氏度，从而降低了生产效率。
经过大量的文献研究得到了MVC系统的数学模型。
达尔维什的研究中提到了一个简单的数学模型，这个模型提供了一种简单快捷的计算评估各种系统的性能的方法。
由Al-Juwayhel等人研究的模型提供了各种单效应蒸汽压缩系统性能的快速估算方法，其中包括了MVC系统。
Ettouney等人开发了MVC系统的详细模型。
这个模型囊括了更细节的怎样计算蒸发器及板预热器的传热面积和压缩机的功率。
科罗伦贝格和洛克发表的关于3000立方米/天的大容量的MVC单元的性能。
该报告显示其具体功耗为8.1KWh/m3，其中包括泵和压缩机。
文章中提到的模型和分析更加具体的讨论了由Ettouney开发的MVC单元的一些新的特点及功能。
这些功能包括蒸发器孔口尺寸的测定，除雾器的尺寸，非凝结气体排气口的尺寸以及真空系统的容量。
这些新增的分析结果更加全面的描述了MVC系统并且为以后的研究文章提供了很多重要的文献资料和有用的设计。
2.过程描述
MVC系统原理图和蒸发器的截图如图1和图2所示。
该系统包括了蒸发器/冷凝器管，进料预热器，蒸汽压缩机，排气系统，非凝性气体喷射器以及抽油单元。
该系统不包括饲料预处理单元（其中包括支架以及粗/细显示屏）。
应当注意的是，该系统的动力来源完全是电力，用来操控蒸汽压缩机、泵、真空系统以及控制器。
不过，当进程开始或者需要改变到一个新的稳定的状态时系统则需要一个辅助的动力，即柴油动力系统。
这一过程的温度分布如图3所示。
在蒸馏份和海水淡化器里将海水预热对蒸馏过程有帮助。
该预热器成板型，其目的是为了实现冷热流之间能够存在一个较小的温差。
相应的，在淡化器里的可预置的部分的热量由供入的馏分提供。
流入的液体在蒸发管里雾化。
这样导致了在蒸发开始的时候流入的液体的饱和温度的增加。
形成的液雾经去雾器流入蒸汽压缩机。
压缩过程使液体的饱和温度达到一个更高点并且增加了一部分热量（汽化潜热）。
当压缩的流体流过冷凝管时，流体冷凝放出汽化潜热，这部分热量同时传递给冷凝管外侧流过的流体。
冷凝的产物和流进的盐分高的流体在预热器里交换了热量。
在蒸发过程中，不凝气体从海水中被释放，其中包括：
氧气、氮气、二氧化碳。
这些气体和雾化后的流体一同进入压缩机，在冷凝之前，非冷凝气体会积聚在冷凝管上。
因此，有必要设计一个排气口连续不断的将这些非冷凝气体排出。
这样可以防止冷凝气体的聚集，从而增加传热效率。
此外，非冷凝气体数量的增加会导致压缩液体分压力的下降。
分压力的下降直接导致蒸汽饱和温度的下降，从而导致热驱动力的降低。
这样可以设计一个空气分离器将这些气体从液体中分离出来。
MVC系统包括摄取海水以及产品的泵。
有些设计可能需要用到盐水循环泵。
这可能需要控制流体在蒸发器内的停留时间。
33%的转化率定义是最终产品对于流入高浓度液体的质量流量的比例，在无盐水循环的情况下泵的功率为3KWh/立方米。
3.质量和能量平衡及传热模型
MVC模型包括运用蒸发器和预热器的质量和能量平衡方程以及传热方程来确定蒸发器和预热器的传热面积，并且用一个压缩机模型来确定压缩机的功率。
其他模型方程用来确定蒸发器、去雾器及通风线路的尺寸。
以下各节包括方程和假设的模型。
模型假设包括：
稳态条件下的系统操作能力，这个是一个工业标准，在稳态条件下在夏季/冬季一个企业高/低生产能力。
蒸发器、预热器、管道和抽水系统的能量损失是微不足道的。
但是个可能导致2%-5%的传热面积的增加来弥补以上带来的热损失。
假设产品的含盐量为0，因为流入的流体含盐量很高可达36000ppm至70000ppm。
另一方面，产品的含盐量相当的低，只有1ppm-20ppm。
这个非常小的盐分对于总物质平衡影响微乎其微。
预热器的传热面积是板型的并且每一部分具有不同的传热面积。
假定预热器外进行冷凝的流体和预热器里的流体的温度是相同的。
气液混合的物理性质取决于流体的温度。
并且，进入系统的浓盐水的物理性质取决于该流体的温度和盐分的浓度。
热力学损失由沸点升高、非平衡态误差以及去雾器损失引起。
蒸发器和预热器的传热系数具有相关性，这取决于流体的温度、温差、物理性质、流量、尺寸和热通量。
蒸发器中的热量传递的动力假定不变，并且相当于冷凝液体的饱和温度和沸腾温度的差值。
该假设忽略了压缩的过热蒸汽内的温度梯度。
并且，该假设还忽略了将入流加热到沸腾温度存在的非常小的温度梯度。
在除雾器的设计中，假设在整个蒸发的过程中都伴随着除雾。
并且假设除雾器中流体的速度平均为4m/s，这个更具工业标准的得到的数据最大限度的减少了高浓度盐水的夹带。
较高速的蒸汽流速会导致产品的浓度变高。
质量和盐分平衡如下：
Mf=Md+Mb
（1）
Mb=MfXf/Xb
（2）
预热器的能量方程，总能量等于流入的流体的能量变化加上蒸馏物能量的变化：
MfCpf（Tf-Tcw）=MdCpd（Td-To）+MbCpb（Tb-To）（3）
蒸发器的能量包括加热流体的热量和其汽化潜热。
这个总和等于冷凝气体放出的汽化潜热和压缩机所做的功。
MfCpf（Tb-Tf）+Mdλvp=Mdλd+MdCpv（Ts-Td）（4）
冷凝管内蒸汽的温度（Tvp）等于盐水的沸腾温度（Tb）减去沸点升高的值（BPE）减去非平衡态的补偿（NEA）。
Tvp=Tb-BPE-NEA（5）
除雾器的蒸汽温度（Tv）由于除雾器里温度的降低（ΔTp）。
Tv=Tvp-ΔTp（6）
等熵压缩过程蒸汽的过热温度（Tis）表现在入口蒸汽温度（Tv）以及进口蒸汽压力（Pv）和出口蒸汽压力（Pd）.
Tis=（Tv+273.15）（Pd/Pv）[（γ-1）/γ]-273.15（7）
其中γ=1/{1!
[8.314/（18Cpv）]（1+X）2/Y},X=0.004256,Y=1.0011.
压缩过程的过热蒸汽的焓（Hs）与压缩蒸汽的饱和焓（Hd）以及登上过程的显热（Hv）以及进口蒸汽的焓（Hs）有关。
超高温加热的温度取决于压缩的过热蒸汽的焓（Hs）以及压缩蒸汽的饱和焓（Hd）。
Ts=（Hs-Hd）/Cpv+Td（9）
具体的能量差（W）表现在压缩的过热蒸汽和进口蒸汽的焓差。
方程（10）中的系数（1000/3600）与产品密度（1000Kg/立方米）及转化率（3600s/h）有关。
这个系数用来得到W的单位。
W=（Hs-Hv）（1000/3600）（10）
蒸发器的传热面积取决于冷凝蒸汽的显热和潜热或者流入单元流体的显热和潜热。
流入预热器的馏分的传热面积与馏分的显热有关
方程（12）中的对数平均温差由最初吸入的海水、进入系统的盐水、入口浓度和出口浓度决定。
流入系统的盐水的传热面积与其显热有关。
方程（14）中的对数平均温差与最初吸入的海水、进入系统的盐水、入口流量和出口流量决定。
在方程（10）（12）（14）中总传热系数值取2-4KW/（平方米*K）对于流动情况的下限的管壳与管内。
对于版式预热器总传热系数有一个更宽的范围是4-6KW/（平方米*K）。
下面三个方程给出了蒸发器和两个预热器的总体传热系数。
蒸发器的传热面积取决于蒸发管的数量、除雾器的宽度以及外壳的直径。
蒸发管的数量（Ne）由蒸发管的传热面积以及外面的单一传热面得到。
该除雾器宽度由蒸汽流量、蒸汽速度和除雾器的长度决定。
该管束安排在一个正方形的区域内。
管束的长度取决于管子的数量（Ne）、管子直径（Deo）以及管子的间距（PT）。
应该指出的是处于经济因素的考虑，管子的间距系数在1.25-1.5之间取值。
蒸发器的直径与管束的长度有关。
蒸发器的直径应该足够装下管束、喷雾喷嘴、除雾器、盐水池。
其他系统尺寸包括通风管的数量。
需要定义通风管管口的直径用来计算管口蒸汽的流速。
方程（23）中的数值1.5为收缩及扩张损失。
排气孔中蒸汽的速度用来确定排气管的数量。
方程（24）中的xvl代表排气口损失的最终产品（低浓度水）。
通常其值应低于2.5%。
值越大表示损失越大，而较小的值则代表除非凝性气体的效率不高。
4.相关模型
与模型有关的包括传热系数、物性、以及热力学损失的方程组。
传热系数包括预热器、降膜以及冷凝蒸汽的传热系数方程。
由Uche和Wangnick写的论文总结了许多的传热系数并且将其运用到该模型当中去了。
预热器中的传热系数由Buonopane等人获得。
以下是盐水预热器的相关说明。
预热器馏分也可以用一个类似的方程表示；但是，wbp,dbp,以及kwd的值必须得到。
应该指出的是，在这两种情况下流体的速度将保持不变对于压降（高速下）带来的侵蚀以及低速带来管壁上出现沉积物。
hbp=0.2536Re0.65Pr0.4（kwb/Debp）（25）
其中Re=Debpρv/μ,Pr=mCp/k,andDebp=2（wbpdbp）/（wbp+dbp）.下降过程的液膜的传热系数由Han和Fletcher测得。
其中，Re=Deoρv/μ,andPr=μCp/k.水平的蒸汽冷凝管的传热系数由Shah等人得出如下。
其中，z=[（1/χ）!
1]0.8Pr0.4,Pr=μCp/k.应该指出的是在方程（26）（27）中的物性参数是指在蒸发器或者冷凝器中液相的部分的饱和温度下的物性参数。
BPE的定义如下，其与盐分浓度和温度有关：
其中A
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