水处理技术干货分享-蒸发结晶

强制循环蒸发器的内部结构比降膜蒸发器简单，强循蒸发器顶部无物料分配盘及下部盛液区，内部为换热管，通过强制循环泵的运行，使强制循环蒸发器内部满液，物料在换热管内高速运转（1.8~2.5m/s），避免了结晶盐的积累，因此强制循环蒸发器既可以蒸发浓缩也可以蒸发结晶。 因强制循环蒸发器的传热系数比降膜蒸发器的低，当物料浓度不高时，强制循环蒸发器一般与降膜蒸发器搭配，降膜蒸发器负责蒸发浓缩，强制循环蒸发器负责蒸发结晶。 前文介绍了降膜蒸发器的设计计算，本次根据同一水质、水量继续后续的强制循环蒸发器设计计算，供参考。 二、强制循环蒸发器的初步计算 强制循环蒸发器的简易流程如下图所示： 换热管一般为正三角形排布，常用换热管及管心距如下表：  换热管的壁厚一般取1.2~1.5mm，换热管长度一般为4.5、6m、9m等。  举例：蒸发系统处理量45m3/H，溶质为硫酸铵，含盐量12%，要求前端降膜蒸发器将该物料浓缩至45%，之后进入强制循环蒸发器将降膜浓缩液蒸发至结晶。 计算： ①强循蒸发量计算： 降膜段蒸发量计算：查询12%的硫酸铵溶液的密度为1.062t/m3，进料质量流量=45*1.062*1000=47790kg/h，要求降膜段蒸发至45%，强循段蒸发至结晶出盐。 计算系统的总蒸发量（降膜段+强循蒸发段）：  降膜段的蒸发量：  则强循段的蒸发量
 强循段的进料量=降膜段外排浓盐浆量=47790-35046=12744kg/h ②沸点计算： 系统蒸发温度选择95℃，对应的蒸发压力为84.52kpa（a），根据本人发表的内容《蒸发结晶（1）》中的表格  水处理技术干货分享-蒸发结晶（1），常压下饱和硫酸铵的沸点为108.2℃，考虑静压柱的影响，经计算，在蒸发压力为84.52kpa（a）时，硫酸铵的沸点升是9.9℃，取10℃。 ③强循换热温差选取： 换热温差选择△t=9℃（当与降膜搭配且共用1台压缩机时，强循段换热温差可在8-10℃之间选取），则压缩机的温升=10+9=19℃，压缩机入口温度95℃，出口温度114℃。 ④换热面积及换热管数量计算： 使用的公式为：  其中Q——蒸发器换热量W W——系统蒸发量，kg/h r——蒸发温度下水的汽化潜热，kj/kg K——换热器的传热系数，w/(m2*℃），取850 w/(m2*℃）。 A——换热面积，m2 △t——换热温差，℃，本次取9℃ 蒸发温度95℃，经查询汽化潜热为r=2269.8 kj/kg，按照沸点进料进行设计，强循蒸发器的换热量:  考虑到热量损失及设计余量，实际换热面积按照计算值的1.1~1.2倍，则换热面积A=1.1*577.7=635.5m2,取640m2。 选择9m长的换热管，换热管外径38mm，换热管壁厚1.5mm，不考虑管板的厚度，则换热管的数量按照下式计算：  其中A——换热器换热面积，m2 n——换热管数量，根 R——换热管外径，m L——换热管长度，m 则换热管数量计算如下：  ⑤强制循环泵设计计算： 强制循环泵为大流量低扬程的轴流泵，确保换热管内满管，且流速在1.8~2.5m/s，因此强循泵的流量计算比较简单，即计算出换热管的总截面面积后乘循环流速即可。 换热管的总截面面积=单个换热管的截面面积X换热管总数  其中A1——换热管的总截面面积，m2 n——换热管数量，根 R——换热管外径，m，本次为0.038m d——换热管壁厚，m，本次为0.0015m 则换热管总截面面积计算结果如下：  强循泵的流量计算公式如下：  其中Q1——强循泵流量，m3/s A1——换热管的总截面面积，m2 V——换热管内流速，m/s，本次为2m/s 强循泵的流量计算结果如下：  强循泵的流量=1.146×3600=4125.6m3/h，取4200m3/h

发布于2025-11-13 11:09:56