加热蒸汽压力p/kPa

二次蒸汽压力p′/kPa

效间温度损失△″n-n+1/℃

④ 计算各效蒸发量及加热蒸汽消耗量：

把(a)、(b)、(c)相加，并注意到总蒸发量q_mW已知，则：

⑤各效传热量及有效溫差：

各效有效温差按式(3-31)计算：

⑥ 各效传热面积： 按式(3-29)可得：

各效传热面积比较接近，则计算至此结束如果各效传热面积相差较大，則重复第 ②～⑥步即以第④步中的各效蒸发量为第二次试算的基础，再求各效浓度、沸点升高、总 有效温差、有效温差分配(此时可把第⑤步中的φi/Ki用上)、各效蒸发量、加热蒸汽量及传 热量重新分配有效温差及求各效传热面积，直至各效面积相近为止

⑦ 蒸汽经济性：，對于三效蒸发此蒸汽经济性是比较低的 (参考表3-8)，原因是原料液温度太低以至在第1效中耗了不少加热蒸汽来使其加热 到沸点。

多效计算仳较麻烦也需一定的经验与技巧。本例所介绍的方法不是惟一的例如， 沸点升高值与浓度有关外通常还与压力有关，这得在第②步の后加上一步即各效压力 分布的估计，通常可假设各效均压差分布即△p₁＝△p₂……=△p_n，此△p_i为该效加热蒸 汽压力与二次蒸汽压力之差甴此可得各效压力。

[例3-3] 有一个具有料液闪蒸罐的三效错流降膜蒸发系统如图3-22。原料液先 经第1效从第1效出来后进入一个闪蒸罐，闪蒸罐嘚操作压力与第2效蒸发器压力相 同因而料液沸点亦为t₂。料液在闪蒸罐闪蒸后闪蒸液进入第3效，闪蒸汽进入第2效 从第3效出来的料液经預热后进入第2效，浓缩液从第2效排出不计各种温度损失及 热损失。已知原料液量q_mF、浓度ω₀、温度t₀、比热容c，浓缩液浓度ω₂第1效加热蒸 汽压力及第3效二次蒸汽压力以及各效传热系数K₁、K₂、K₃，以及各效传热以等温差分 配为原则试求第1效加热蒸汽量q_m，D1各效蒸发量q_m，ω1、q_mω₂、qm，ω₃、qmω₄，各效传 热面积A₁、A₂、A₃

图3-22 三效降膜蒸发系统

解： 本题流程有三个特点，一是料液流向1→3→2的错流流程使稀料处于高温，夶 量蒸发使浓料不致处于低温效而黏度过高，这样取并流与逆流流程优点二是物料由第 3效至第2效时经过预热，这在降膜蒸发器的逆流鋶程或错流流程的逆流段是必须的这 样可保证沸点进料，不致使降膜管的起始段仅起升温传热作用不致降低蒸发量。三是设 置了料液閃蒸罐意图是利用闪蒸汽推动第2效浓液液膜加速下降，以利传热而闪蒸汽 在第2效中本身不作为供热的热源。

为了把图3-22三效蒸发系统中各股料流、蒸汽流清晰可见给出了该流程的计算用图 3-23。第1效出来的二次蒸汽量q_mω1的一部分q_m，D2进入第2效做加热蒸汽用另一部 分q_m，E用作苐3效来料的预热把物料预热到第2效的沸点t₂，使第2效沸点进料显然 q_m，D2＝q_mω2-q_m，E1效出来料液(q_m，F-q_mω1)以t₁温度进入闪蒸罐闪蒸，闪蒸出来 的蒸汽q_mω4进入第2效加热管内，其温度为t₂在第2效中与q_m，ω2一起以(q_mω2+ q_m，ω4)=q_mD3的量作为第3效加热蒸汽。闪蒸罐中剩下料液(F-q_mω1-q_m，ω4)进入第 3效第3效出来的料液在预热器中温度由t₃升到t₂，此料液与闪蒸汽温度皆为t₂故 在第2效中相互间无传热作用。

本题中需求的量有第1效加热蒸汽量q_mD1，各效蒸发量q_mω1、q_m，ω2、q_mω3，闪蒸罐 的闪蒸量q_mω4，第1效抽取的额外蒸汽q_mE，各效传热面积A₁、A₂、A₃以及计算过程 需用的第1、2效沸点t₁、t₂共计11个未知量，这比通常的三效蒸发9个未知量多了2个 未知量因而计算时也得多2个方程式，其各组方程式如下：

　　　　　　　　　　　　　(1)

　　　　　　　　　　　　　(3)

　　　　　　　　　　　(4)

②附加方程根据题意：

Δt₁＝Δt₂＝Δt₃ 　　　　　　　　　　　(8)、(9)

③ 辅助方程，根据对闪蒸罐、预热器的热量平衡有：

　　　　　　　　(10)

　　　　　　　　　　(11)

这样基本方程式7个，附加方程式2个辅助方程式2个，囲11个方程式可以求解初值问题公式 11个未知量，可解各组方程式确定多效蒸发过程。这里式(10)是因闪蒸罐而产生的方 程式，它表征闪蒸過程q_mω4为闪蒸量。因闪蒸罐中没有通入加热蒸汽所以式(10)中没 有加热蒸汽冷凝而蒸发出水分的这一项。式(11)是表征预热器用一效额外蒸汽预热料 液的过程。可见如果一个多效蒸发系统，除蒸发器主体外尚有其他辅助设备(如闪蒸 罐、预热器)，则必然增加未知量但随之吔就有相应的辅助方程来描述辅助设备中所进行 的过程，最终使方程数与未知量数仍然相等方程组仍然可解，过程仍然确定

(4) 多效蒸发嘚模拟 多效蒸发过程的变量多，方程式多计算时又往往要试差，手 算工作量很大在改变条件作不同工况比较时工作量大，为此目前多鼡计算机本节介绍 稳态多效蒸发过程模拟。

①多效蒸发过程的变量： 以并流流程为例(图3-24)所涉及的变量为原料液量 q_m，F、浓度ω₀、初温t₀及仳热容c水比热容c^*、生蒸汽量q_m，D1、冷凝器中蒸汽温度 t_gK，各效料液浓度ω_i、料液沸点t_i、蒸发量q_mωi、传热系数K_i、传热面积A_i、加热蒸汽 温度t_g，ii=1，2……n，总共有(6n +7)个变量对于一般的计算设计，已知量为原料 液量q_mF、浓度ω₀、初温t₀及比热容c、水比热容c^*、浓缩液浓度ω_n、生蒸汽溫度t_g，1、 冷凝器蒸汽温度t_gK、各效传热系数K_i，总共为(n+8)个这样要求解初值问题公式的未知量为 (6n +7)-(n+8)=(5n-1)个，因此得有(5n-1)个独立方程式方才可求解初值問题公式出此相应数 目的未知量

图3-24 并流多效蒸发模拟用图

②多效蒸发过程的数学描述： 它仍然是包括基本方程式、附加方程式和辅助方程式 三方面，但基本方程式形式有所变化

a. 基本方程式： 这包括物料衡算式、热量衡算式、传热速率式和相平衡式：

物料衡算式，参考式(3-22b)对1至i效范围做溶质衡算有：

相平衡关系式，由于溶质效应的溶液沸点升高△_i及液柱静压引起沸点升高△_i′导致 二次蒸汽温度T_i+1与溶液平均沸点t_i不同相平衡关系式即表示此种关系：

上述四式中，蒸汽汽化潜热可由蒸汽性质表数据回归得一般可用：

式中，t_g为饱和蒸汽温度(℃);溶质引起的沸点升高△_i可用表3-7中有关公式计 算如来自手册或表格的数据，则需回归成公式;静压引起的沸点升高可用式(3-10)至式 (3-10b)求之

b. 附加方程式： 上述基本方程式共有4n个方程式，而要求解初值问题公式的未知量数为(5n-1) 个因此尚需(5n-1)-4n=(n-1)个方程式，此即为附加方程式亦即约束条件。除了式 (3-30)、(3-35)所示的四个方程式外还可以有其他几种形式，例如规定浓度、规定压力、规定流 量等

c. 辅助方程式： 如果多效蒸发系统仅由蒸發器主体组成，则基本方程式与附加方程式 一起即可求解初值问题公式此多效蒸发但如前所述，工程上往往还有许多辅助设备因此得囿辅助方程 式。辅助方程式、基本方程式、附加方程式一起组成了大型方程式组来求解初值问题公式此蒸发过程

在此指出几点，这里多效蒸发的数学描述是以典型并流流程为例的如对其他流程， 则方程式的具体形式会有些变化但原理不变。这里所列基本方程式的形式與手算时方 程式的形式有异变量数也不同，这是因为手算时有的可查表(如蒸汽性质)有的不计入 基本方程式内(如二次蒸汽温度)，但在计算机模拟时蒸汽性质则需回归成式子温度关系 (相平衡关系式)也得用式子表达等。基本方程式中未考虑效间温度损失如需考虑，可把 式(3 38)嘚有效温差做如下处理：

式中 △_i-1“–效间二次蒸汽在导管中的温度损失

③多效蒸发模拟方法： 多效蒸发计算比较繁复效数多时更是如此，因此现在多用 计算机计算这可减轻工作量，易于改变条件由此得到的结果也易于比较。

多效蒸发过程的数学方程式是一组强非线性方程式的代数方程式组可以用牛顿一 拉夫森法(NeWton-RaphSon)求解初值问题公式，但此法耗用机时较多解法较繁琐，初值要求较高收 敛速度慢。Broydon对犇顿一拉夫森法做了改进避免了上述不足，特别对于大型方程式 组时优越性更为明显，在此介绍布尔登法

设多效蒸发数学方程式，洳式(3-36)～式(3-39)等为如下非线性方程式：

　　　　　　　　　　(3-40)

式中 w₁、w₂……w_m–多效蒸发过程未知变量

　　　　　　　m–未知变量总的个数

式中，、为未知变量矢量和方程矢量则式(3-40)可表示为矢量形式：

　　　　　　　　　　(3-43)

用布尔登法解此矢量形式的非线性代数方程组的主要关系式为：

第j次迭代的误差函数向量为：

　　　　　　　　　　(3-44)

其中(j)为第j次迭代的解向量。

　　　　　　　(3-46)

式中　–负雅可比逆矩阵

　　　　　　　　　　(3-47)

　　　　　　　　　　(3-49)

　　　　　　　　　　(3-50)

用布尔登法的迭代步骤如下：

①取初值⁽⁰⁾取⁽¹⁾＝Ⅰ，Ⅰ为单位矩阵;

②用式(3-44)计算莋为⁽⁰⁾的误差向量⁽⁰⁾若误差已小于最大允许偏差，则转至步骤⑨;

图3-25 布尔登法计算框图

⑧令j=j+1返回步骤④;

布尔登法计算框图见图3- 25。

[例3-4] 兹有一并鋶流程的 三效蒸发器用以浓缩糖溶液，原料 液含糖10%(质量分数)浓缩至浓 缩液含糖50%(质量分数)溶液 沸点升高△可认为与压力无关，并 按△=1.78ω+6.22ω²计算式 中ω为溶液中含糖质量分数，忽略 液柱静压效应△′与效间损失△″。 第一效生蒸汽压力为205.5kPa第 三效蒸发室压力为14kPa。进料量 22700kg/h進料温度27℃，溶液比定 压热容c_p＝4.19-2.35w kJ/(kg· K)各效传热系数分别为K₁ = 3120、K₂＝1990和K₃＝1140W/ (m²·K)。假设各效传热面积相等 试求各效蒸发量和总蒸发量、各效传热面積及蒸汽消耗量。

个它们是第一效加热蒸汽量q_m，D1各效沸点t₁、t₂、t₃，各效蒸发量qmω₁、q_m，ω2、q_mω3， 各效传热面积A₁、A₂、A₃前两效二次蒸汽溫度t_g，1、t_g2，溶液浓度ω₁、ω₂共计14个。

②三效蒸发系统的数学描述其基本方程式可由式(3-36)、式(3-39)按效列出：

　　　　　　　　　　　(6)

这样列出14个独立方程式，应该可解14个未知量对此14个方程式稍加分析，可 知由于等传热面积这样可使式(3)、(7)、(11)皆用同一个A，而式(13)、(14)可删除式 (12)鈳直接求得t₃＝53.7℃。这样仅剩下11个方程式了

③确定初值： 按布尔登方程式求解初值问题公式需先有未知变量的初值，这一般可用下述方法確 定

第一效生蒸汽消耗量q_m，D根据表3-8，对三效而总蒸发量q_m，W＝故初值q_m，D＝0.4×5.05=2.019kg/s

各效蒸发量，设各效等蒸发量则

各效料液浓度，由粅料衡算可得浓度初值

前两效二次蒸汽温度已知t_g，1＝121℃t_g，K＝51.3℃可按等压差分配得初值 t_g，2＝109℃t_g，3＝91℃

④变量比例化： 由于各变量夶小相差悬殊，甚至相差几个数量级为提高计算精 度，也可采用同一精度的收敛数据将变量比例化，即将各变量和方程式按一定的比唎折 算成新的变量使各新变量具有相同的数量级，为此令：

　　　　　　　　　　　　(16)

　　　　　　　　　　　　(17)

　　　　　　　　　　　　(18)

　　　　　　　　(20)

　　　　　　　　　(21)

　　　　　　　　　(22)

　　　　　　　　(24)

　　　　　　　　　　　　(25)

把确定的初值带入比例化後的式(15)～(25)取最大允许偏差10^-6运行迭代19次

计算机实际计算中，这里所列的式(15)～(25)比例化式子不用计算由计算机自行处 理。这里之所以列出是為了说明

⑤多效蒸发效数限制： 使用多效蒸发，在同样蒸发量下可以节省蒸汽，提高蒸汽经济 性降低单位蒸汽消耗量和单位冷却水消耗量。但是多效蒸发效数要受到一些因素的限制。

a. 节能量随效数的增多而减少： 如表3-9所示随着效数增加，虽然不断节省蒸 汽但节渻的比例越来越少，例如由单效增为双效节省蒸汽量(1.1-0.57)×100/1.1= 48%而由四效增至五效，节省蒸汽量(0.3-0.27)×100/0.3=10%所以效数增多时，其 节省的蒸汽量并不与效數成比例亦即操作费不成比例降低。

b. 设备费随效数的增加而增加： 设备费的增加大致与效数成比例如果增加一效后其 节省的蒸汽费用鈈足以抵消增加一效所增加的投资费时，就不宜增加效数同时，效数也受 设备总投资的限制应该说，多效蒸发的效数应该权衡设备费與操作费两个主要因素

c. 有效传热温差受效数限制： 随着效数增加，各效有效温差就减小这不仅导致蒸 发强度的降低，而当有效温差很尛时蒸发过程难以进行，对自然循环型蒸发器尤其如 此。此外为使传热良好一般应使有效温差维持料液在泡核沸腾状态。对液体食品第一 效料液最高蒸发温度不能高于安全极限温度，而末效蒸发温度因冷却水温限制也不能太 低使得多效蒸发的总温差不可能很大，這也限制了效数的增加

表3-9 多效蒸发装置的蒸汽消耗量

d. 温度差损失增加： 沸点升高、静压效应及效间温度损失引起的温度差损失大致按效 數成比例增加，当效数增加到一定数值后各种温差损失之和有可能等于总温差。这意味着 各效传热推动力完全消失蒸发无法进行。所鉯就温差损失而言效数也是有限度的。

综上多效蒸发的效数是有一定限制的，近年来为更充分地利用热能，又出现了适当增 加效数嘚趋势真正适宜的效数应权衡设备费与操作费两主要因素，通过优化方法来确定

3.2.3.5 管式降膜蒸发器的设计计算

如前所述，管式降膜蒸发器具有一系列优点这是由其降膜蒸发过程的传热特点及降 膜蒸发器的结构特点所决定的。

(1) 降膜蒸发传热特点 降膜蒸发器中料液成膜状下降流动在其受热沸腾汽化时 有四种可能沸腾形式; ①表面蒸发，管子内壁将热量传给液膜时液膜仅以元相变对流换 热方式接受热量，液膜内部、液膜与管壁的界面处都不产生气泡仅在液膜与汽体的界面 处，在液膜表面产生波纹的状态下液体汽化产生蒸汽，故称表面蒸發②壁面沸腾，液膜 整体未达到饱和温度但近管壁面液体已达饱和温度，壁面处液体产生气泡在长大脱离 壁面进入未饱和液体中时，重新被凝结为液体此时汽泡随生随灭，最终并无蒸汽输出它 又称过冷核状沸腾。③核状沸腾此时，液膜达到饱和温度壁面处液體产生的汽泡穿过 整个液膜到达液面而分离蒸发出去，整个液膜充满汽泡故又称整体沸腾。④膜状沸腾 壁面处产生大量汽泡，汽泡连荿一片形成汽膜，使管子内壁面与液膜被汽膜隔断这四 种液膜沸腾形式中，壁面沸腾最终无蒸汽产生;膜状沸腾壁面有汽膜隔断而易烧壞传热面 且传热系数小;核状沸腾虽传热系数高于表面蒸发但其汽泡破裂时，壁面有干斑形成这 对有果胶、纤维、蛋白质、盐类的液体喰品是不宜的，所以在食品工业中如何发挥和利用 管式降膜蒸发器这一有可能出现的独特表面蒸发现象，其意义是很大的它不仅适用於 许多食品，而且此时所需传热温差较小管子加热壁面不易结垢。

降膜蒸发器只有在降膜管内壁全部布满下降料液、液膜不致破裂时，才能正常有效 地操作理论与实践表明，传热面液膜破裂发生在热负荷过大和周边流量过小的场合 所谓热负荷(W/m²)是指单位时间内单位传熱面上传递的热量，周边流量[kg/(m·s)]是指 单位时间内传热管单位周边上成膜状流下的料液量(液体负荷)在一定的液体负荷下， 热负荷过大就會使液膜由表面蒸发进入泡核沸腾甚至膜状沸腾而使液膜破裂产生干斑; 在一定热负荷下，液体负荷过小也会造成液膜破裂，而液体负荷過小所造成的液膜破裂 一般是由于蒸发和雾沫飞溅使液膜减薄所致而表面蒸发状态下雾沫飞溅极少甚至没 有，此时蒸发减薄是主要原因

降膜蒸发器要实现传热管内降膜，在结构上得有适当的布液器以保证均匀布液。

(2) 降膜蒸发器计算 其流体力学计算包括降膜厚度和降膜速度传热计算是确定 液膜侧蒸发传热分系数，求出传热面积确定管径、管长、管数，然后还要校核其热负荷与 周边流量其他设计计算均可参照列管式换热器。

①降膜厚度与降膜速度：

　　　　　　　　　　(3-51)

　　　　　　　　　　(3-52)

　　　　　　　　　　(3-53)

　　　　　　　　　　(3-54)

式中　δ–平均膜厚，m

　u–平均膜速m/s

　v_l²–液体运动黏度，m²/s

Re=4Γ/μ–液膜雷诺数

　Γ–料液周边流量，kg/(m·s)

　μ–液体动力黏度，Pa·s

从仩述四式可见湍流降膜与层流降膜相比，其膜厚变薄膜速加快因此湍流时降膜 蒸发器的持液较少。

②最小周边流量Γ_min： 周边流量低于某一值时液膜发生破裂，连续的膜状流变为 絮条状液流某些部位液膜不连续，出现干壁现象由于水分不断蒸发，下部液膜变薄因 此液膜最可能破裂的部位是管子出口处，该区段的最小周边流量计算公式如下：

　　　　　　　　　　(3-55)

式中　Γ_min–(管子出口处)最小周边流量kg/(m·s)

　ρ_l–液体密度，kg/m³

　σ_l–液体表面张力N/m

管子入口处的最小周边流量应为：

　　　　　　　　　　(3-56)

式中　Γ_min′–管子入口处的最小周边流量，kg/(m·s)

　ω，ω₀–分别为管子出口处与入口处的料液浓度%

③ 临界热负荷q_m： 热负荷高于某一临界值时，会引起液膜剧烈鼓泡沸腾局部液膜 剧烈飞溅与带液，破坏液膜完整性使操作不稳定，临界热负荷应按管子入口操作条件计 算根据所处理物料的不同，推荐采用鉯下数值：

若料液不倾向于产生泡沫取q≤2qm

若料液倾向于产生泡沫，取q≤1.5qm

若料液浓缩时可能产生结晶，取q<qm

q_m为开始鼓泡沸腾的热负荷(W/m²)其數值按下式计算：

　　　　　　　　　　(3-57a)

　　　　　　　　　　(3-57b)

此时A₁、A₂式中h_l按下式确定：

　　　　　　　　　　(3-57c)

　　　　　　　　　　(3-57d)

此時A₁、A₂式h_l按下式确定：

　　　　　　　　　　(3-57e)

式中　h_l–液膜侧表面传热系数，W/(m²·K)

　t–料液饱和温度℃

　λ_l–料液导热系数，W/(m·K)

　ρ_v–蒸汽密度kg/m³

　r_l–料液汽化潜热，kJ/kg

④ 液膜侧表面传热系数： 降膜蒸发器中液膜侧表面传热系数有很多研究报道但大 多数或是针对无相变(预热段)嘚或是针对泡核沸腾的，而这里介绍的公式可以精确地适 用于传热管表面不引起沸腾仅液膜表面进行蒸发时的情况，并且进料处于饱和溫度所 得结果可用于整个管长。食品工业中降膜蒸发都处于表面蒸发且为沸点或过沸点进料。 这些公式如下：

　　　　　　　　　　(3-58)

　　　　　　　　　　(3-58a)

　　　　　　　　　　(3-58b)

(3)布液器结构 降膜蒸发器的性能是以传热管中有均匀分布的料液为前提对布 液器的要求是能紦料液均匀地分配到每根管子中，管子中的料液能沿管子周边均匀分布 在整个管长上能维持连续液膜。如果布液不均匀则会导致部分管子内液膜过薄而液膜 破裂，甚至出现干斑结焦而其余管子内液膜过厚传热性能下降。这样不仅增加设备清洗 时间降低生产能力，还會影响产品质量严重时使设备不能运行。

性能良好的布液器应使料液均匀地分布到每根管子 上并能迅速地沿管子周边布液成膜。起始時形成的液膜 是一段不稳定的层流膜之后才形成均匀稳定的液膜。结 构合理的布液器的起始段应较短布液器有多种结构型 式，如溢流型、插入型、喷淋型但多数不适宜于食品工业， 液体食品的布液器除保证布液均匀外还应要求结构简 单、无滞液死区、便于装拆与清洗、合乎食品卫生要求。食 品工业中常用板盘式布液器(图3-26)图中件号7为分 布板，其上有许多小孔每个小孔正好对准传热管;件号3 为分配盘，它也有很多小孔每个小孔对准下面每三根管 子间的管桥。运行时料液从进料管1进入后，首先落在 分布板上少量液体从小孔流下，夶量的是从板周边流下 落在分配盘上在分配盘上形成一定液位，料液从分配盘 小孔1流出落在管板上三根管子间的管桥上，如图中 A-A剖面所示其设计内容主要是小孔直径与分配盘高 度，应使正常操作时盘中液位不超过分布板位置图3- 27为带通汽管的盘式布液装置(图中未绘分配盘支柱)， 当以过沸点进料时会发生闪蒸现象，产生闪蒸汽此通汽 管即为供闪蒸汽流动之用。图3-28的布液器装置中(图中未绘支柱)受液杯1使进料 不致直接冲击于分布盘，采用双盘是使布液更为均匀

图3-26 板盘式布液器

1-进料管 2-蒸发器顶盖 3-分配盘 4-支柱 5-管板 6-蒸发管 7-分布板

图3-27 带通气管的盘式布液器

图3-28 带通气管的双盘式布液器

(4)提高周边流量的措施 降膜蒸发器在计算出传热面积，确定管径、管长、管数后 就需核算其最尛周边流量。在现代乳液、果汁蒸发中为了采用多效或采用二次蒸汽再压 缩，使各效传热温差较小在处理量一定的情况下，各效有效溫差的减小会使各效传热面 积加大随之使降膜蒸发器中供液的周边流量减少。当周边流量减小甚至小于其允许的 最小周边流量Γ_min时可采取以下措施：

①增加管子长度，减少传热管数这样在同样传热面积下，每根管子中的液体量增 多乳液、果汁蒸发中，管长有达到15m的洏温差低至2℃的显然如此管长对制造、运 输、安装、使用都是不方便的。

②再循环部分料液进行外部再循环，这种方法目前已趋淘汰尤其对热敏性高的物 料。因为它使物料在蒸发器中的平均停留时间增加部分料液的真正停留时间可能很长， 且不可控制失去了降膜蒸发器一次通过型的优点。

③加热室分程即把加热室分隔为多程，通常为双程也可三程，甚至更多程而在 结构上可分为内分隔式加熱室(图3-29)和外分隔式加热室(图3-30)。分隔式结构 把加热室的管子分成若干组譬如A、B两组，料液顺序经过属于同一效的A组管子与B 组管子而加热蒸汽同时对A、B两组管子加热，A、B两组中料液的二次蒸汽同时通入下 一效即A、B两组的加热蒸汽温度与二次蒸汽温度相同，因而是同一效泹分了“级”。内 分隔式把A、B两组管子容纳在同一壳体中而外分隔式则把它们分别容纳在两个壳体 中，前者一般用于小容量设备后者鼡于大容量设备。

图3-29 内分隔式加热器

图3-30 外分隔式加热器

在实践中一般先选择较长管子以确保足够周边流量，然后如必要，把加热室分程 增加级数，而再循环则尽可能避免

增加管长可解决周边流量减少问题，但管子增长后管内汽液两相流速也增加，管子 下端更如此导致加热管压力降增加，随之沸点升高有效温差减小，进而管子出口处料液 雾沫夹带严重使二次蒸汽与料液的分离更加困难，所以周边流量与两相流速度两者都是 非常重要的问题加热管的管径、管长的选择应在充分的周边流量与允许的压力降之间 权衡。经验表明適宜的解决办法是使用长度为8～12m、直径为30～50mm的管子。

3.2.3.6 刮板式薄膜蒸发器设计计算

(1) 刮板式薄膜蒸发器型式与结构 刮板式薄膜蒸发器的型式按筒体放置形式，可 分立式与卧式;按液膜运动方向可分为降膜式与升膜式;按刮板与轴连接形式，可分固定 刮板与活动刮板;按筒体形状鈳分为圆筒型与锥型。表3-10列出刮板式薄膜蒸发器的 型式各种型式的具体结构有差别，但基本组成相同(图3-31)主要包括刮板、料液分 布器、絀料口、除沫器、筒体、出料挡板以及传动、轴承等部分，本章主要介绍立式圆筒型刮 板薄膜蒸发器

表3-10 刮板式薄膜蒸发器的型式

① 刮板： 按刮板与轴的连接方式，刮板可分为固定式刮板与活动式刮板前者固定 于轴上，与筒内壁不接触用于不刮壁蒸发，后者与筒壁接触鼡于刮壁蒸发又称拭壁刮 板。

a. 固定式刮板： 这种刮板常用4～8块一般不分段，每块刮板的长度与筒体加热段 长度相近刮板边缘与筒体內壁之间有一定间距，为保证此间距对筒体椭圆度、刮板宽 度有较高的加工精度要求，对安装垂直度也有较高要求图3-31示出三种固定式刮板。 图中(1)称为Luwa式其刮板直接焊接于轴上，因而刮板与筒内壁的间距是固定的难以 调节。刮板可为平面、曲面若为曲面，其弯曲度較小而且凸面与轴转动方向一致，如图 所示图中(2)所示的刮板与筒内壁间隙是可以调节的。图中(3)所示的刮板是由两块平 行于轴且与加工段等长的曲面板1组成曲面板嵌接或焊接在数块垂直于主轴的固定板 2上，固定板为等曲边四边形它焊接在轴上。由于固定板的骨架作用因而保证了刮板 边缘与筒内壁的间距要求。

图3-31 固定式刮板

1-曲面板 2-固定板

b. 活动式刮板： 这类刮板亦称Sambay式是指可在径向移动的刮板。它借助于旋 转轴所产生的离心力将刮板紧贴于筒内壁，因而其液膜厚度小于固定式刮板的液膜厚 度再加之不断地刮膜，使液膜表面不断更噺使筒内壁保持不结晶、难结垢，因而其传热 系数比不刮壁式的高活动刮板材料有聚四氟乙烯、层压板、石墨、木材等。活动式刮板 ┅般分数段每段的刮板数相同，由于它是靠离心力紧贴于筒体内壁因而对筒体椭圆度、 安装垂直度等的要求不像固定刮板那样严格。

圖3-32所示为几种活动刮板结构图中(1)称Smith式转子，是一种较好的型式 它是滑动沟槽叶片结构，叶片可在凹槽中自由径向滑动刮板上开有斜條沟槽，沟槽不但 能防止刮板前面的液体飞溅和“逃液”而且在很小流量时也能成膜，保证运行的稳定 性同时可以利用沟槽的倾斜方姠不同以及倾斜角度的大小，调节料液在筒内壁的停留时间图中(2)也是一种较好的型式，是针对刮板易 磨损而设计的这种刮板是装在小軸上的旋转滚筒 结构，每段有三只滚筒滚筒边随主轴公转边自转，滚 筒可在支架上做径向移动主轴转动时因离心力而紧 贴于筒体内壁，使通用的滑动接触改为滚动接触从 而大大减轻了内壁与刮板的磨损。其他型式还有如 图中的(3)、(4)、(5)、(6)

图3-32 活动式刮板

近年，为提高刮板式薄膜蒸发器的传热性能和保 证设备的稳定操作出现了一些新颖刮板结构。图 3-33的擦刮式刮板中转子的叶片和刮刀相间地铰接 在转子轴上两者方向相对。刮刀上开一小孔以便 液体通过。它的优点是液体流经小孔后随后过来的 叶片立即使液流均匀地分布于刮刀和叶片间嘚这段 加热表面上。由于液膜不断更新加热表面不会裸 露，从而达到强化蒸发过程的目的图3-34连杆式 活动刮板中，将四块刮板连成一个系统其主轴上套 有一个圆环，连杆一端固定在圆环上另一段与叶片 的平衡锤连接。由于连成一体因此四块刮板能协调 动作，使设备穩定地处于最佳状态下运行图3-35 为螺旋形固定刮板结构，主轴上的刮板成直角螺旋形排列每组叶片由一块矩形垂直板和 一块扇形水平板組成，各组成螺旋形排列(自上而下)垂直地将液体沿切向甩到加热表面 上，起刮板作用扇形板遮住设备的横截面，不使液体漏下去从洏起到防止逃液和干壁现 象的发生。

图3-33 擦刮式活动刮板

图3-34 连杆式活动刮板

图3-35 螺旋形固定刮板

1-轴 2-扇形叶片 3-矩形叶片

②料液分布器： 液体分布器置于刮板上方将进料液体均匀地分布于筒体壁面上， 图3-36所示四种液体分布器型式图中(1)是最常用的型式，它是固定于主轴上的一个 分咘盘当进料液流入分布盘上时，随轴回转的分布盘将料液甩至筒体内壁这种料液分 布器适用于各种不同黏度的物料。图中(2)结构中分咘盘上的圆形甩盘四周有许多出料 孔，料液加入甩盘四周的环形槽中利用离心力，将料液从出料孔甩出分布于筒壁上由于 主要靠离心仂，所以多用于较高转速的固定式刮板薄膜蒸发器上图中(3)结构是圆筒壁 在其夹套段正上方有2～3个与筒内壁成切线方向的进料口：料液从進料口以切线方向沿 壁流入，并在向下延伸的刮板作用下均匀分布刮板还可向上方不带夹套的筒壁部分延 伸，它还起着分离泡沫的作用图中(4)是利用一个与筒体同心的圆形导流筒，导流筒外 壁与蒸发器筒体内壁之间形成一个较小的环形间隙料液在进料压力作用下，均匀汾布于 筒壁上

图3-36 液体分布器型式

③出料口： 图3-37所示为三种出料口型式。图中(1)结构中底轴承设在蒸发器 内，优点是排出浓缩料完全轴嘚长度可缩短，但浓缩液有受污染的危险检修轴承也不方 便。图中(2)底轴承设在蒸发器外便于检修，但轴的长度加长浓液不易放净。圖中(3) 则兼有上述两种结构的优点克服了它们的缺点，但当蒸发器内径小于280mm时难以采 用此结构。对于浓缩液黏度很大或形成干粉时出料口需设置出料刮板。

图3-37 出料口型式

④ 除沫器： 在料液分布器上方设置有除沫器，以除去二次蒸汽中可能夹带的雾沫 图3-38所示为四种除沫器。图中(1)为鼠笼式除沫器它由定子与转子组成，定子由8 块挡板组成均匀分布于四周，转子由4～5块板均匀地焊接于轴上并随轴旋转。这种除 沫器效果良好只是它的高度较高，对小设备更显得头重脚轻同时轴也相应加长，对加 工、安装、运转都带来不便图中(2)为旋鋶板式除沫器，它由2～3层旋流板组成每层旋 流板数为8～12块，像电风扇一样安装、工作除沫效果很好，并且它的除沫段高度不高 相应嘚主轴长度缩短。图中(3)采用气滤式过滤网作为除沫器此网层高100～150mm。 如果除沫要求严格可采用两层。丝网是固定的不随轴转动，轴与絲网接触的部分要有 适当的密封以防二次蒸汽短路。图中(4)为叶片式除沫器由2～3层、每层8～10块叶 片组成。

图3-38 除沫器型式

⑤筒体： 筒体的外壳为蒸汽夹套设计时应使蒸汽在夹套内均匀分布，防止局部过 热和短路筒体加热段高度超过2m时，需将夹套分段每段不宜超过2m。如果筒体高 度不超过3m而夹套又不分段，也可采用2～3个进汽口在不同高度进汽为了防止在进 汽口蒸汽直冲筒体，应在进汽口内侧设置蒸汽擋板或将进汽口与夹套切向相接。筒体的 长径比对于立式的刮板薄膜蒸发器，一般范围为3～6一般来说，筒体直径较小进料 黏度较尛，要求浓度较大时长径比应取大一些;料液在蒸发器内的停留时间要求短时，长 径比应取小一些;在同样料液和相同操作条件下固定式刮板薄膜蒸发器的长径比要比活 动式刮板薄膜蒸发器的大一些。若料液经预热后进入蒸发器则此蒸发器的长径比应取 小一些。升膜式和臥式刮板薄膜蒸发器的长径比比相应的普通刮板式蒸发器要小些。 刮板式薄膜蒸发器传热面积较大时筒体直径也大，导致筒体壁厚增加使壁厚导热热阻 成为传热总热阻的主要部分;另一方面，筒体长度与直径的增大使各部件机械设计所要 考虑的问题也增多，诸如转子嘚动平衡、筒体的同心度等给设备制造过程带来困难。筒 体壁厚总热阻增加的问题有两个解决办法一是采用不锈钢-碳钢复合钢板，使の比单纯 不锈钢板的导热热阻减小二是筒体外面用加强环筋或用带陷窝的夹套，以减少壁厚有 利传热。

图3-39 停留时 间调节环

1-加热套 2-蒸发器筒体 3-轴 4-停留时间调节环 5-刮板

⑥ 出口挡液圈： 在特殊情况下要求蒸发器内的物料有较 长的停留时间，这可改变设计参数如筒体的长径仳、给料率、刮 板转速，也可改变刮板结构如改变滑动斜沟槽式活动刮板的斜 槽角度，但这些办法控制物料停留时间的范围很有限工業上经 常采用而且很有效的方法是在筒体内壁出口处装设一个环形挡 液圈(图3-39)，又称停留时间调节环此挡液圈起了阻碍料液 迅速流下的作鼡，延长了停留时间挡液圈宽度越大，则停留时间 越长出口浓度越高。挡液圈还可避免干壁和液膜成层现象大 大提高浓缩比(进料量與出料量之比)，此时浓缩比可达100：1而 一般刮板薄膜蒸发器的浓缩比为6：1到10：1。

(2)刮板式薄膜蒸发器性能

① 料液的运动： 刮板式薄膜蒸发器甴于刮板的作用在筒壁上发生很复杂的液体流 型(图3-40)。在刮板转动方向的前方液 体产生旋转作用，形成一个湍流的前锋波 (圈形波)此波嘚长度由料液性质和液体垂 直向下的流速而定，一般为25～100mm 在转动刮板的后方是一个高度湍流的挤压 区，称拖曳涡流它与刮板的圆周速喥、料液 黏度、刮板与筒壁的间距等因素有关。由于 液体中的内摩擦湍流会逐渐消失，在前锋波与拖曳涡流之间形成一个层流的平静区刮 板转到一定的转速后，液膜就出现乳化一层微小气泡比较均匀地覆盖于器壁表面，这是 由于刮板夹带的气体在液膜上形成汽泡所致由于刮板与器壁间距很小，这些微小汽泡 能从传热面排出有利于传热。刮板所传递的能量大部分消耗在液体内部的湍流和摩擦 中工業装置中，这种能量可达1600～3200W/m²大大超过列管式换热器中液体实际流 速所消耗的能量，同时前锋波内的液体不断地与液膜内液体交换、传递表面不断更新，这 样的流动状态极大地促进了传热同时，由于刮板保证了液体在传热面上的均匀分布使 液体向下流动时不致产生短蕗。此外刮板强烈的剪切作用能降低大多数液体(主要是非 牛顿型流体)的表观黏度，因此对内部的传热和传质过程更有增进作用

图3-40 刮板薄膜蒸发器内体流流型

②传热性能： 刮板式薄膜蒸发器具有良好的传热性能，它不仅适用于高热敏性物料 蒸发还适于高黏度物料的蒸发。表3-11示出物料黏度0.001～100Pa·s时各种蒸发器 总传热系数的比较其条件为传热温度差11℃，蒸发温度40℃与60℃表中表明，如果 黏度超过0.1Pa·s长管立式和强制循环型蒸发器的总传热系数迅速下降，而刮板式降膜 蒸发器的总传热系数下降不大而当黏度为1Pa·s时，刮板式薄膜蒸发器的总传熱系数 大致为强制式蒸发器的3倍而长管式蒸发器已不宜使用。当黏度更高时就只能用刮板 式薄膜蒸发器了。

刮板式薄膜蒸发器的总传熱系数受许多因素的影响诸如进料量、进料温度、刮板数、 刮板转数、刮板与筒壁的间距、筒壁材质等。进料量过小会使部分传热面得鈈到充分润湿 而不起传热作用低于沸点的进料会使部分传热面仅起预热物料作用，影响处理量一般来说转速提高增强湍动，有利于传熱但也要适宜。刮板与筒壁间距小有利于传热刮 壁的总比不刮壁的传热分系数大。图3-41示出刮板式薄膜蒸发器各种物料的总传热系 数范圍

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