水处理技术干货分享-蒸发结晶（3）

水处理技术干货分享-蒸发结晶（3）

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