降膜蒸发器的设计.pdf
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石油化工设计?
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降膜遨发器的议计杨守城?
北京石化工程公司?
降膜落发界作为一种高效落发设备应用于化工、食品、轻工等行业,主要进行液体的蒸发提浓。
本文详细介绍该设备的性能特点和设计计葬方法,并附有算例。
关键词?
降膜蒸发布液于途径传热压降冷凝沸腾液泛膜厚?
概述降膜蒸发器是垂直蒸发设备之一,属薄膜蒸发器类。
一般说来,薄膜蒸发器可以分为升膜蒸发器?
如立式热虹吸再沸器?
、降膜蒸发器?
分水平管外和垂直管内?
和刮膜式蒸发器三类。
降膜蒸发器作为一种高效蒸发设备,因其特有的优点而逐渐应用于化工、轻工及食品加工行业,进行液体的浓缩。
降膜蒸发器的主要结构是一垂直安装的?
型壳?
一?
管壳式换热器,见图?
所示?
壳侧为加热流体,管内为蒸发液体。
降膜蒸发器要蒸发的少芍于里、考人卜?
冷凝浓缩液邢邢邢邢邢邢邢?
产,?
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立式降膜式蒸发器?
降膜式再沸器图?
降膜蒸发器示惫图石油化工设计第?
卷液体自管顶进入,呈膜状沿管壁向下流,在此过程中液体被蒸发提浓。
壳侧如果是用蒸汽冷凝加热,则应自上而下?
如果用热流体显热加热,则应自下而上。
由此可知,两流体的流向不一定是逆流。
但这并不重要,因为?
管侧压力基本不变,不影响流体的温度改变?
工艺流体温度改变仅仅是由于物料浓度变化而产生的沸点升高?
一般升高很小?
。
?
降膜蒸发器的优点?
停留时间短,对热敏性物料不会引起降解?
由于呈薄膜状,液体流速较大,因此蒸发给热系数相应较大?
压降小,因此换热器工艺侧的压力和温度几乎接近常数,可不用或少用显热?
由于工艺流体仅在重力作用下流动,而不是靠高温差来推动,所以允许使用更经济的低温差?
设备内滞液量少?
沸腾为对流沸腾,因此管子表面状态对沸腾的影响较小。
?
降膜蒸发器的缺点?
操作性能主要取决于液体分布器性能?
对设备安装垂直度要求较高?
如?
长管子,其垂直度要求不大于?
为保证管内完全湿润,需要较高的液体流量和较长的管子?
为了机械清垢,要求换热管管壁较厚?
降膜蒸发器的费用较高?
不适合处理易结垢或有固粒的物料。
?
计算方法?
传热计算在文献资料中关于降膜蒸发器的沸腾机理有三种不同说法?
加热表面的泡核沸腾?
汽液界面的汽化蒸发?
膜状沸腾?
但是从宏观分析看,主要以对流沸腾为主,泡核沸腾为副?
虽然以往研究者对降膜传热和降膜蒸发做了大量研究工作,但是绝大部分研究是在水蒸汽一水系统中进行的。
因降膜蒸发器常用于食品工业,其物料常常是复杂的非牛顿型流体,对其传热的影响尚不清楚,所以在进行传热计算时应特别慎重。
?
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加热膜时的传热计算向下流动液膜的状态见图?
。
、舟团恻一刘?
甲叭胜闷之拘,闷困渭侧霭谓一图?
向下流动液膜的状态传热采用精度较高的?
实验式?
十?
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匕卫二?
二?
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式中?
一液体加热时的给热系数、?
一入口处过渡段的给热系数,?
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一稳定流动段的给热系数,?
忿?
一入口处过渡段的长度,?
查图?
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石油化工设计?
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图中?
为单位湿润宽度的流量?
计算如下?
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一液体流量,?
一传热管数?
一传热管内径,?
一传热管长度,?
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式中?
沁一液体粘度,?
一液体比热,?
一液体导热系数,?
氏一液体密度,?
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一重力加速度,?
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以下计算?
式中?
为液膜雷诺数,?
二为层流界限雷诺数。
首先计算?
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二?
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一一一一一一一一一一户户户户户户户?
尸一一口一一一一一一一一产产产?
单位宽度的流量?
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过渡区的长度?
蒸发膜时的传热计算?
如果假定降膜蒸发器中液膜的流动不因气泡而扰动,则传热计算公式?
一?
仍可适用于蒸发膜传热的情况。
?
蒸发膜传热计算式采用?
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式?
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（二）一（12）ILLI拜L7、!
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一。
606（粤门是）一.”（,3,湍流时,即是R:
式中g一重力加速度,g1.27又108m/hgc一重力换算系数,gC=127又10日kgm/kgh,（3）应用Dukler理论,将计算膜厚和给热系数的公式作成图4和图5,可直接查图计算。
式中占为膜厚,用式（l0）,（11）计算:
石油化工设计第12卷产产产产产产产产产/洲产产/户户户户砂砂户尸尸尸/尸/门门门门门门一一沪尸尸尸尸尸尸尸尸一妹过叫夕一细卜灿10咯图4液膜厚度厂厂厂厂门门TTTTTTTTTTTTTTTTT-广广门门厂厂厂厂厂厂厂厂厂厂厂厂厂厂冬冬冬冬数-几几几几几几几几几几厚厚洲尹尹售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售售尸尸尸尸尸一4-姨姨葵葵2牛牛牛任任任任任.0之之之之爹爹爹寨寨寨寨寨寨摹摹髻髻霎霎z护护勺,护护护护护护护护护碑尸尸目zzz产产产产产产产产产尹沪沪洲沪产产沙沙沙沙沙沙沙沙沙尸尸尸产户户尸尸尸尸尸尸尸尸尸尸口口口羹羹羹羹羹委委葬葬/声声二二二二5二若若3555护洲产产产产3333333333333,尸产.爵爵爵爵爵爵爵;户户户户户户户户户户34二（之二止二k,界膜给热系数78910先计算入口和出口处的给热系数,然后取平均值。
图中Re4m/椒PrC,L拼L/KLm二WL/（二NDi）料L一液体粘度,Kg/mhCPL一液体比热,Keal/kgKL一液体导热系数,Kcal/mh氏一液体密度,Kg/m3g一重力加速度,g=1.27又10.m/hZ2.2压降计算降膜蒸发器管内为液体和汽化后的蒸汽构成的两相混合流,一般采用两相流压降计算公式。
Bergelin等推荐了气、液两相向下流时的压降计算关联式。
由于降膜蒸发器内沿传热管轴向压降因汽化率的不断变化而改变,为此须将管子分段,逐段计算压降,最后相加得到总压降。
显然这样使石油化工设计1995,12（l）49计算变得十分复杂。
（1）Barba和Glona根据Bergelin压降计算式,进行适当简化,为此假定:
蒸汽流量沿传热管的变化,可以用下式表示（计算以一根管为基准）:
（18）卜一蒸发蒸汽的粘度,kg/mh凡一液体密度,kg/m,一水的表面张力,Kg/m吮一液体（物料）的表面张力,Kg/m
（2）Barba等在上述假定基础上,推导出从传热管上端（入口）到传热管下端（出口）的总压降计算公式:
_4fG芝.:
LP于乙二共二器（23）29。
八.LDif一摩擦系数,查图6,为此应先算出查图参数B和R,.L（用式（24）,（25）及（28）。
V一下标,表示气相L一下标,表示下端出口处g。
一重力换算系数,g。
=1.27X108kgm/kgh.B参数计算:
BL30时,BBL（24）X叭一L一一voW式中L一传热管长度,mW一介质流量,kg/hX一离入口端的距离,mi,。
一下标,表示进、出口v,L一下标,表示汽相和液相蒸发管中液体的流量变化范围:
当Bo30时,液体流量的变化约在20%之内。
此假定基本符合实际降膜蒸发器液体流量变化的情况。
场称局部Bergelln系数,计算如下:
式中P一总压降,kg/耐Bo一念G,.。
一留里竺卫.玉（19）仇0OLO卜卜BBBBBBBBBBBBBBB,二8000000000/愉愉愉愉愉/洲洲了了曰曰、又洲洲、/一任U-,尹声声一、澡澡/洲洲洲洲洲洲洲洲洲洲洲洲洲尸冈冈之之器器曰曰尸尸尸/,.r/口口/佗一一之之凡凡卜、闷闷、菜妾妾之/,1.51（乙尸尸尸_____B二0-BBBBBBBBBBBBBBBBBBBBBBBBB于于于于于于:
酷共共沂/尹222夕夕。
产一一一一一30时,百（Bo+BL）/2（25）BL和Bo指传热管下端（L）和上端（O）处的Bergelin参数,由（26）、（27）式计算:
Gvi4Wvi兀Di之（22）WL.L仇.LWvi一入口处蒸汽流量,Kg/hDi一蒸发管内径,mWL.。
民.0（26）（27）式中WL.L一下端（出口处）液体流量,kg/hWL.0一上端（入口处）液体流量,kg/m,民L一下端液体密度,kg/m,氏.。
一上端液体密度,kg/m,。
L.L一下端液体表面张力,kg/m工L一O口一叽。
一火石油化工设计第12卷。
L.。
一上端液体表面张力,kg/m应首先算出B。
如果BL30时,则BB。
可不必计算氏值.计算R,.L（3）计算Bond准数（Bo）DiZg。
（氏一内）件?
10V一o220FiF:
甲1s（31）（36）（4）计算液体粘度校正系数F卜（l+:
您二）一。
（32）、一0.001“一式中阵一液体粘度,Ns/m,（5）计算Kutateladze准数（Kg）Kg0.286玛FJ”F（33）（6）计算液泛速度Vg（m/s）式中V一液泛速度,m/sFl一管径影响系数R。
L=DIG讥矛,L（28）式中Gv.。
一下端（出口处）的蒸汽质量流速,kg/m,hGv.L4Wv.L/（二DiZ）Wv.。
一下端（出口处）蒸汽流量,Kg/h拼v.L一下端气体的粘度,Kg/mh2.3液泛速度的计算当降膜蒸发器汽化后的蒸汽由上部流出时,汽、液互为逆流,此时应对管内气速进行计算,限制此流速应小于液泛速度.本文推荐两种液泛速度计算方法。
2.3.1HTFS法主要计算步骤如下:
（1）计算每根管的液体体积流率V:
（mZ/,）VgKgg。
（氏一内）。
“片5（34）2.3.2Braun法Di/。
）3时,Fl=1.0（37）。
/。
3时,F,一。
635（鲁）.（55）Fz一管端切口形状系数,为表面张力的函数.当管端为平切口时,F:
1.0,管端成700斜切口时,F:
可查图7?
）loV,o305F二F:
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（35）70。
斜一切口,垂直管内冷凝垂直管束外冷凝（管壳式换热器）队.州口./22222222205心102040100图7管端形状系数F:
图,一参数,由式（39）计算:
VeDi4（29。
一396（奇）“.5（架）。
s（39）式中V一表现液体流速,m/s（假定液体为满管）Di一管内径,m
（2）计算Froude准数（Fr）。
tg（氏一内）。
5Fr=V:
l旦竺匕卫二匕-二二一I（30）L口“J式中PL一液体密度,kg/m,伪一气体密度,kg/m,gn一重力加速度,g=5.slm/s,。
一表面张力,叹/m式中口一表面张力,kg/mWv一气体流量,kg/hWL一液体流量kg/h脚一气体密度,kg/m,Di一管内径,m干途径与液体分布干途径降膜流动时,较薄的液膜往往有被断裂变为不连续流的倾向,导致壁面出现干途径.这一现象的出现与液体的流率、表面张力、纯度及壁面清洁状态等因素有关。
为防止干途径产生,其操作流率必须要大于最小流率.最小流率由式（40）计算。
最小流率因定义不同而有相当大的差别。
（l）液体流量由零开始,逐步增加,直至壁面全部湿润时的流率;
（2）液体流量由壁面完全湿石油化工设计1995,12（l）51.润时逐步减少,当开始出现干途径时的流率。
即使是第一种情况,其值也会因开始时的壁面状态（是干的还是湿的）而不同。
最小流率最通常的定义规定为:
由干壁开始,流量从零逐步增加,直到壁面全部湿润时的流率称为最小流率。
这样测得的最小流率的值最大,因而也最安全。
在最小流率的计算中,为了确保传热面上形成连续的液膜,要使液体流量大于最小流率m。
否则不能保持连续、稳定的液膜,液体成线状流下,而未被湿润的传热面不但使传热失效,而且还会增加结垢。
Hardcy提出计算m.的公式,:
m。
1400（拌LPLo3）15（40）式中m。
一最小液体流率,kg/mh。
一液体表面张力,kg/m椒一液体粘度,kg/mh氏一液体密度,kg/m,3.2液体分布降膜蒸发器是将分布于管壁上的液膜进行加热蒸发的设备,所以其生产能力和操作性能在很大程度上取决于液体的均匀分布,即液体不但要均匀地分配到每根传热管中,而且还能使液体在整根管壁面上形成稳定而均匀的液膜。
一种品质较好的分布器应该结构简单,对分布板上液层高度的敏感度低,布液均匀,成膜稳定,操作弹性大,压降小,不易堵塞等。
分布器的结构形式很多,可根据不同的性能使用于不同的场合。
液体分布器一般可分为三种类型a1:
溢流型、插头型和多孔板型。
3.2.1溢流型分布器常见的有锯齿形溢流堰（a）、切线方向钻孔型（b）、开槽型（c）,见图8。
）一一lll一一一）一一一气气上上上上上、落落、LLLLLa.锯齿形滋流堪b.切向孔式分布器图8滋流型分布器示惫图一般说来,通道数越多,通道匀分布,但通道过小,易被脏物堵越小,就越利于液体沿圆周壁均塞,加工困难,精度要求不易达切向描式分布器到。
一般孔径或槽缝宽为23mm,通道数3一4条。
第12卷3.2,2插头型分布器这种形式的分布器是利用管一五卫遨扭遇匕匕一一一子顶端的插头与管子内壁间形成的间隙使液体成膜。
主要有:
螺旋沟槽式（a）、锥体式（b）、细管式（e）和空心球式（d）,见图9。
/（介介介价价!
了厂厂厂一一一,】a.蛛旋沟摘式分布器b.帷体式分布器热交换管了上管板日日日乙乙ddd奎奎奎犷犷犷犷犷犷犷犷犷翻翻翻/气气曰曰.口户户户户户户户户户户团团团一产产产产产产口口口洲洲洲尹尹尹尹尹尹尹尹尹尹,口口“产产产产产产产产产产洲洲洲洲洲洲洲产产产产产产产形形球球球创尸尸尸尸尸尸尸尸尸尸JJJJJJJJJJJJJ产产产产产产产33333-J尹尹尹尹尹尹尹子子子子产产产产产产产创创创创产一一一一一一一岁岁岁岁尹尹尹尹尹尹尹洲洲洲洲沪沪沪沪沪沪沪剖剖剖剖护护护护护护护“尸尸尸尸尸尸尸剖剖剖剖尸尸尸尸尸尸尸.111JJJJJ一一ddddddddddddd呈绿葬泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰泰冬冬冬冬下币理手手幸幸幸夕夕咬咬尹俨训训叫叫叫T习习不不二）考考二二艺艺犷犷犷,之之之之之之之之之之lllll一一,坏”,一不不不不不不不不不不不不不不不/之乙今多户户户户户户户户户户户户户户户愁愁愁愁愁愁愁愁愁愁愁愁愁愁愁愁蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚蔚州州州州州日日c.细管式分布器d.空心球式分布器液体流过螺旋沟楷时,形成螺旋运动,有利于液体在管内均匀成膜,但是旋转流动的作用距图9拍头型分布器示愈图离是有限的。
能较差,阻力比螺旋沟槽要小些。
锥体分布器在一定流量下也细管式分布器的原理与切线能较好地布膜,但在小流量时性孔相似,但管上端有小管存在,使石油化工设计19,5,12（l）53布膜更好。
空心球分布器的结构为,将空心金属小圆球置于管顶,球外径略大于管内径,无液体时,约有1/3的球径落在管内。
有液体时,球所受浮力增加,使球上浮,板上液体越多,球与管间的环隙越大,布液量也随之加大。
到上升至一定高度时,设置的定距板限制球的最高位置。
这种分布器有一定的适应流量变化的特性。
3.2.3多孔板型分布器在管板上方安装数块有许多小孔的分布板（一般三块）,分布板上方与入口管之间设有一挡板（见图1。
）。
液体从设备顶部进入,先到挡板上,再流到分布板上,经数块分布板的分布后,可将液体均匀地分布到管子的四周（见图11）,然后溢流进管子而成膜。
分布板上孔的大小和孔的布置是该分布器的设计关键所在。
为了使挡板有预分布功能,可将其设计成椭圆环形（见图12中的3）。
溢流型分布器对加工精度和安装精度要求高;插头型分布器的流动阻力大,易堵塞,安装检修不便,适用于清洁物料,多孔板型分布器结构简单,加工安装、检修方便,能较好地把液体分配到每根管中,但对管内布膜差于前二者。
而前二种分布器只能保证在管内均匀布膜,却不能保证把液体平均分配到所有管子中。
另外,分布器的性能除了与分布器的结构有很大关系外,还与分布器的加工质量、安装要求（管子的垂直度和上管板、分布板的水平度）、物料的性质、操作工况等密切有关。
为了保证质量,对各环节都要认真对待。
卜卜卜甲/.办办办办办尹）户小叹、图10多层淋降板式分布器七热丈换管亡亡亡亡巨巨巨月二二二山J山以以以山洁.图n下分布板孔在管板上的投影4设计方法及步骤在降膜蒸发器的设计中,要考虑六个问题,即设备基本尺寸、压降、最小流量、传热系数、液泛和液体分布。
图12椭圆环形分布板4.1墓本尺寸一般降膜蒸发器常用管径范围为2075mm。
管径选用原则是常压以上操作时采用小管径;真空操作时用大管径,真空度越高,选用的管径越大。
管子长度一般在16m之石油化工设计第12卷间,也有8gm的,小管径选用大管长,大管径选用小管长,当然有时大管径也采用大管长。
4.2压降管内为气、液两相流,压降计算比较困难,而且计算结果误差较大。
降膜蒸发器中的允许最大压降通常是设计的一个约束条件。
降膜蒸发器的压降一般不大。
4.3最小流里管内液体流量变小时,会导致管壁上的液膜时断时续,产生干途径,这样不仅使传热恶化,而且使部分传热表面失效,易生污垢,所以设计时要把操作流量控制在最小流量以上。
4.4传热系数传热计算是降膜蒸发器设计的核心。
降膜流动的雷诺数计算与满管液体时相同,但其传热系数却比满管液体时大。
另外,气、液一起向下流动时,气流的剪力使液膜减薄,从而强化了传热。
在得出降膜蒸发器的基本尺寸以后,壳侧给热系数可以根据加热介质的情况进行计算或估算,水蒸汽冷凝给热时可以查图14,无相变时要采用相应的传热计算公式。
作粗略计算时可参考以下提供的数值（h。
的估计值）:
水蒸汽壳侧冷凝:
ho5000Keal/mZh,C单相热流体换热:
ho一1000Keal/m,h4.5液泛在气、液逆流操作时,气体向上有阻止液膜向下流的倾向。
当气速很大时,就会产生液泛现象,导致操作破坏。
出现液泛时,则可扩大管径或增加管数,也可以双管齐下。
4.液体分布这是降膜蒸发器设计中最困难、最棘手的问题.布膜不好则是产生干途径的原因,分配不匀,则使各管子中的流量有大有小。
流量太大,则膜太厚,传热不好;流量太小,则容易产生干途径。
分布器的品质很关键,要精心设计。
具体设计时,可按图13所示框图步骤进行.当一台降膜蒸发器初步计算结束后,还要从以下三方面去检查该设备是否可行。
（l）压降是否太大。
在一般情况下,降膜蒸发器的压降是比较小的,这对常压操作是没有问题,但在真空操作时,对压降有严格的限制。
（2）热流率是否太大。
降膜蒸发器的热流率应控制在Z1500Keal/mZh（25KW/mZ）以内。
如热流率太大,可降低壳侧的加热温度,即减小传热温差,这是有效的方法。
（3）传热温差是否太大.蒸汽加热热敏性液体时20一25;热油加热热敏性液体时35,对非热敏性液体时50。
这三条仅供参考。
5设计计算实例设计一台能把4%NaCI水溶液10000kg/h蒸发浓缩为8%的NaCI水溶液的立式降膜蒸发器.假定闪蒸室的操作压力为lata（表）,并用一skg/em,的饱和水蒸汽加热。
沸点进料。
解:
1.skg/cm,饱和水蒸汽的冷凝温度为116.3,NaCI水溶液的沸点约101。
此时的物性:
NaCI水溶液物性液体比热,keal/kgoCIo液体粘度kg/mhL14液体密度kg/m,1020导热系数kcal/mh0.58表面张力,kg/m0.006蒸发潜热,keal/kg539o饱和水蒸汽物性汽相密度,kg/m,0973冷凝潜热,keal/kg52945.1热平衡和物料平衡进料中NaCI量:
10000只0.04一400kg/h水量:
10000一4009600kg/h浓缩后水溶液中水量:
石油化工设什1995,12（l）55400400+X=0.08X=4600kg/h蒸发掉的水量:
Wv=9600一4600=5000kg/h蒸发所需热量:
Q=539.0义5000=2.7X10.keal/h5.2选择管径因为是常压操作,故DO=0.032m,Di0.026,材质型高强度铝砷黄铜管,导热系数戈100keal/mh5.3计算最小流率并求出管子数m.“=1400（脚叭。
）/.=1400（1.14X1020X0.006,）,I,=266.skg/hm取操作流率m一620kg/hm,计算管子数:
W,N-二二认江nL月100003.1416X620X0.026一1985.4计算壳侧给热系数所需水蒸汽量:
Ws一2.7义106/529.4一5100kg/hWsr蔽丙瓦51003.1416X198X0.032=256Zkg/mh查水蒸汽在立管外的冷凝给热系数（图14）,得ho=5500keal/mZh5以热负荷分段计算111111111111111111111.计算物料平衡苏量工衡衡999计算全歇结束束束束-一-一-222.:
炭择管径D。
礼D:
333.计算每根管以最小流率,以以、而得出它管子数数444.计算壳侧给热系数数555555555555555555555555555.以热负荷Q的分段分为N段段888检亘设计的三个约束束束束束束束束束束束束束束束束aaaaaaaaaaaaaaaaaaaaaaaaaaa.计算传热温差入T777计算管侧总玉降入P、bbbbbbbbbbbbbbbbbbbbbbbbbbbbbbbbbbb.确定各段热负荷Q*666.计算兰.传热面积A和性管长LLLLLLLccc;布算降膜给热系数h。
ddddddddddddddddddddddddddddddddd计算总传热系数U:
eee.计算传热面积A:
和管长L,图13设计计算步骤框图本计算分二段。
假定从上而下,管内、管外的5.5.1第一段计算温度不变,因此各段的传热温差（l）传热温差计算是相同的,即T=116.3一101=15.3T;=TZ=T=15.3。
石油化工设计第1z卷一一一一一冷凝负荷荷:
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