多效蒸发（精选4篇）
多效蒸发 篇1
引言
蒸发是将含有不挥发性溶质的溶液在沸腾条件下受热,使部分溶剂气化为蒸汽的单元操作。由于溶剂气化需要大量的潜热,因此蒸发是一个能耗很高的单元操作。多效蒸发是将前一效蒸发器汽化的二次蒸汽通入后一效蒸发器的加热室作为后一效蒸发器的加热蒸汽,多效蒸发充分利用了各效二次蒸汽的汽化潜热,是相对节能的蒸发操作[1]。
由于多效蒸发的模型与算法相当复杂,通过手工进行设计计算的难度较大,在九十年代后随着计算机技术的发展和普及,对多效蒸发的模拟与优化成为研究热点。
目前多效蒸发在污水处理中的研究主要集中在多效蒸发设备本身与为工艺匹配合适的多效蒸发器,如文献[2]研究了炼厂污水对设备的腐蚀与其结垢特性,为工艺设计和设备选型提供依据;文献[3]为高盐废水——水合肼生产废水进行高温多效蒸发;文献[4]设计了一种处理石油工业废水多效蒸发器。文献[5]对污水蒸发器的运行问题进行了解决。进行流程中多效蒸发换热器的设计的很少,现以某丙烯腈生产厂为例,证明多效蒸发的节能效应,在整个流程完成后进行换热器设计。
1蒸发器模型
在Aspen plus中没有蒸发器这个模块,所以用换热器、闪蒸器和分流器组合来模拟蒸发器。单效蒸发器模型如图1所示:
1.1模型参数
1.2工艺流程
将多个蒸发器顺次连接构造变成多效流程,本文是双效蒸发器与单效蒸发器所需蒸汽量的对比, 如图2所示。
1.3案例分析
要求:
废水中的水分蒸出83%,使得浓缩液中丙烯晴聚合物的质量浓度达到5.9%以上。
2结果分析
单效蒸发器消耗60498kg/h的蒸汽,蒸发水分61566kg/h,比例为1.01,即1kg蒸汽蒸发1kg水分。 双效蒸发器消耗蒸汽27173kg/h,蒸发水分61560kg/ h,蒸发比例为2.26,即1kg蒸汽能蒸发出2.26kg水分,节省蒸汽126%。
流程中使用的换热器可在流程模拟中得到一个简洁计算的数据。
把Aspen流程模拟中换热器的相关数据导入EDR中,得到详细的管壳式换热器设计,从中选取最优结果。
单效的换热器费用大概是461595$,而双效的两个换热器费用大概是274275$,比单效蒸发器降低50%左右,无论从运行费用还是设备制造费用双效都比单效的蒸发器节约成本。
摘要：多效蒸发器广泛应用于石油化工等流程工业,选型设计对工艺性能影响很大,是目前研究的热点。本文以丙烯腈废水处理的蒸发为研究对象,采用Aspen软件中的Heatx、Split和F l a s h模块进行了流程建模,对H e a t x进行了详细设计。结果表明多效蒸发在设备费用和操作费用上都优于单效蒸发,研究结论为换热器的开发设计提供依据。
关键词：多效蒸发,换热器设计,节能,Aspen
多效蒸发 篇2
蒸发是重要的化工单元操作。蒸发过程中由于溶剂气化需要大量的潜热,能耗较高,同时产生大量的二次蒸汽,这些二次蒸汽具有较高的温度,可作为热源供其它部门使用。工业生产中一般采用多效蒸发以达到降低能耗、提高蒸汽的利用率的目的[1]。建立有效的多效蒸发系统模型,既能减小能量的损耗,又能为末效料液出口浓度的稳定控制提供参考依据,对下一个工段的稳定生产有较高的指导意义。
实际的多效蒸发操作过程具有大滞后、强耦合、非线性等特点[2],因此对该系统的建模与控制具有较大的难度。随着科学技术的发展与研究的深入,特别是计算机处理大规模数据的能力不断提高,多效蒸发过程建模的方法也相应增多。目前国内对蔗糖生产中蒸发工段建立的模型主要是静态机理模型与黑箱模型。郭晓洁[3]根据物料守恒、热平衡与相平衡方程建立了糖厂五效蒸发系统的静态机理模型并利用计算机编程模拟。梁海葵[4]建立了基于BP神经网络的糖厂五效蒸发系统的黑箱模型,仿真结果表明该模型逼近效果良好。然而黑箱模型的泛化能力有限,会产生较大的误差。静态模型要求各效抽汁汽量为已知量,但是目前国内大部分糖厂都无法提供相应数据,而且静态机理模型也满足不了工厂实时监测的需要。
动态机理模型可以有效地解决这些问题。机理建模是按照系统运动的机理和规律建立数学模型。该类模型不但给出系统输入输出变量之间的关系,而且还能给出系统状态变量与输入、输出变量之间的关系。用机理建模方法,必然要对系统作深入的分析研究,尤其对于比较复杂的系统,运用该方法建模可得到系统的详细描述,且模型物理意义明了、准确度高、适应性强。本文针对糖厂五效蒸发系统,介绍其动态机理模型的建立方法。
2 糖厂蒸发系统工作原理
糖厂一般采用五效蒸发系统,其流程如图1所示。
在蒸发过程中,糖汁从加热蒸汽中吸热,并不断沸腾使水分汽化。蒸发产生的二次蒸汽称为汁汽。为了多次利用蒸汽,将第一效罐产生的汁汽引入第二效罐作为加热蒸汽,第二效罐产生的汁汽又进入第三效罐作为加热蒸汽,依次类推。最后一效蒸发罐的汁汽进入水喷射冷凝器。为降低能耗,一般从第一效与第二效中抽去一部分汁汽用于煮糖、清汁加热等[5]。
3 蒸发系统的动态机理模型
针对糖厂蒸发过程这样一个非线性系统,在建模之前,有必要设定一些假设条件[6]:
(1).加热蒸汽为饱和水蒸汽;(2).蒸发器中的物料与二次蒸汽处于平衡状态;(3).忽略管路阻力造成的温度损失;
(4).各效蒸发罐中的料液质量不随时间变化。
首先取五效蒸发罐中的任一个蒸发罐作为分析对象:单个蒸发罐模型示意图如图2所示。
就单个蒸发罐而言,输入变量有进罐料液的流量与温度、锤度、加热蒸汽温度,输出变量为二次蒸汽流量、冷凝水流量、出罐料液锤度。根据以上假设与蒸发过程的物料平衡、能量守恒定律可以得出以下平衡方程[7]:
式中:m——料液质量;t——时间;f——料液流量;F——水蒸气流量;x——料液中水的质量分数;
下标字母代表意义:
i——进入各效蒸发罐的变量;o——从各效蒸发罐出来的变量;w——表示饱和水蒸气;n——效的序数;n=1,2,3,4,5。
根据热交换原理可得:
式中:pc——料液比热容;T——料液温度;Tw——水蒸气温度;r——水蒸气潜热;Q——热流量;k——传热系数;A——传热面积;Δτ——有效传热温差。
根据Kadlec[8]和Genotelle[9]所提出的关于溶液中水的摩尔组分与温度的关系式:
式中:y——溶液中水的摩尔组分;
a,b,c,e,f,g_____常值参数。
将(4)、(5)、(6)式代入(1)、(2)、(3)式,通过数学推导可得到该蒸发系统的数学模型:
式中:B____清汁锤度。
根据料液在多效蒸发系统中的流向可知:
4 仿真研究及分析
该模型由以上(7)至(12)式的微分方程组构成,本文拟用四阶龙格库塔公式解该方程组,并编写程序求解,最后在Mat lab上完成仿真。
仿真所需数据来自广西海棠东亚糖业有限公司提供的2010年3月份的生产数据与蒸发装置相关参数。现场采集到的数据主要有各效温度、各效蒸汽压力、一效流量、末效流量、末效锤度、清汁锤度。
其中x∈(0,1),a,b,c,d,e,f,g是常值参数,根据各效的蒸汽压力、清汁锤度、各效温度等数据估计而得。系统仿真所需初值如表1所示。
根据以上数据进行仿真可得图3:
由图3可知,各效清汁中水的质量分数波动不大,基本符合糖厂蒸发过程的实际工况下采集的数据。模型输出末效锤度在60BX左右,达到了糖厂对末效糖汁锤度指标要求,也符合糖厂蒸发车间末效糖汁浓度波动范围。
图4为实际输出与模型输出的比较,图5为模型绝对误差。为由图4与图5可知,模型输出与实际输出基本吻合,偏差较小。模型均方根误差为0.054,其绝对误差在±0.02内,达到了辨识的要求。
5 结论
本文研究了糖厂蒸发系统的机理结构,以单个蒸发罐为研究着手点,根据物料守恒与能量守恒建立了五效蒸发系统的动态机理模型,并对其进行了仿真,结果表明该模型具有较高的辨识精度,适合运用于糖厂的蒸发系统。
参考文献
[1]谭天恩,李伟.过程工程原理[M].北京:化学工业出版社,2004
[2]Durmus Kaya,H.Ibrahim Sarac.Mathematical modeling of multiple-effect evaporators and energy economy[J].Energy2007,32:1536-1542.
[3]郭晓洁,包桂莲.糖厂蒸发系统分析型模型建立和计算机程序设计[J].中国甜菜糖业,1998,47(10):30-40.
[4]梁海葵.糖厂蒸发工段的建模与控制[D].广西:广西大学,2008.
[5]陈维钧,许斯欣.糖汁加热与蒸发[M].北京:中国轻工业出版社,2000.
[6]V.Miranda,R.Simpson.Modeling and simulation of an industial multiple effect evaporator:tomato concentrate[J].Journal of Food Engineering,2005,66:203-210.
[7]C.Cadet,Y.Toure,G.Gilles.J.P.Chabriat.Knowledge modeling and nonlinear Predietive control of evaporators in cane sugar Produetion Plants[J].Journal of Food Engineering,1999,40:59-70.
[8]Kadlec,P,Bretschneider,R.,&Dandar,A..La mesure et lecalcul des propri_et_es physiques des solutions sucrees[J].La Sucrerie Belge,1981,9:45-53,100.
多效蒸发 篇3
1 MVR蒸发装置的工艺流程简述
先利用生蒸汽将蒸发器预热升温, 当蒸发器内溶液沸腾后, 启动机械蒸汽压缩机 (MVR) , 将溶液蒸发浓缩过程中的产生的低温、低压的二次蒸汽通过机械再压缩转换为温度、压力较高的蒸汽。升压后的蒸汽再与蒸发器内的溶液换热冷凝。MVR蒸发器的工艺生产装置在系统开车和负荷提高较大时, 需要部分生蒸汽, 系统在正常运行时无需再加入生蒸汽。MVR蒸发装置依靠消耗电能补充蒸发器需要的热量。 (附图1)
2 多效蒸发装置的工艺流程简述
物料流向:原料液经冷凝水预热器预热后依次进入一、二、三效蒸发器进行蒸发浓缩, 浓缩后的固液混合物进入稠厚器, 再进行固液分离。
蒸汽、冷凝水流向:饱和生蒸汽进入一效蒸发器壳程换热冷凝, 冷凝液预热原料后再利用;一效分离室产生的二次汽进入二效加热室的壳程换热冷凝, 冷凝液进入三效加热室的壳程;二效分离室产生的二次汽进入到三效加热室的壳程换热冷凝, 冷凝液收集再处理;三效分离室产生的二次蒸汽经间接冷凝器冷凝后, 再由冷凝水泵输送至界外或再利用。 (附图2)
3 MVR蒸发器与多效蒸发器能耗
说明:多效蒸发中的循环水消耗按补水量进行核算水消耗。
4 生产运行、能耗、投资分析
4.1 工业蒸汽价格按200元/t, 工业电价为0.76元/kw h, 全年工作时间为7200h;
仅从两套装置的汽、电消耗对比, MVR蒸发装置相对于多效蒸发装置每年可节省费用50万元左右。
MVR蒸发装置利用机械式蒸汽再压缩技术, 从理论上讲, 在启动后正常运转时, 不再需要外来蒸汽的供应;但是此案例的废盐水经过冷凝水预热后并没有达到操作状态下的沸点, 因此装置依然需要消耗部分蒸汽;系统内的压缩机消耗电能补充系统所需的热量, 因此压缩机的耗电量较大。
多效蒸发装置的把前效的二次蒸汽作为后效的加热蒸汽, 降低了生蒸汽消耗;多效蒸发装置利用效间的压差过料, 省去了效间的过料输送泵, 因此电耗也有所降低。
4.2蒸发浓缩的溶液具有一定的腐蚀性, 设备材质选用2205/316L, MVR蒸发装置的投资是多效蒸发装置的近3倍左右, 因此MVR蒸发装置的一次性投资比较高。
4.3 MVR蒸发装置操作温差较小, 生产工况较为温和, 因此对设备、管道的腐蚀较小;装置需要人工较少;压缩机在运行过程中对二次蒸汽的品质有一定的要求, 如果浓缩液易起泡或在蒸发浓缩过程中雾沫夹带比较严重, 需要设置消泡设施及除沫装置以保证蒸汽压缩机的稳定运行;另外对于溶液沸点升高较高或者在蒸发浓缩过程中随着浓度的增大沸点变化较大的溶液, 对整个MVR蒸发装置的稳定运行会有很大的影响。MVR蒸发装置的压缩机在蒸汽压缩过程, 为避免产生的过热蒸汽对设备造成损坏, 需在压缩机出口对二次蒸汽喷雾增湿以产生饱和的二次蒸汽。
5 结语
本文以5t/h废盐水的蒸发浓缩为案例, 对采用MVR蒸发装置和多效蒸发装置的投资、能耗、生产状况进行了简单的对比分析, MVR蒸发装置的一次投资比较大, 能耗较低;但随着国产蒸汽压缩机不断改进技术和生产工艺, 价格也在不断地下降。多效蒸发装置的效数增多, 那么多效蒸发装置投资也会增大, 但能耗也能在一定程度内降低;因此, 不论是MVR蒸发装置还是多效蒸发装置, 都有一定的相对优势, 要根据适用性、投资、运行、消耗、人工、占地进行多方位的比选。
摘要：本文简单介绍了淡盐水蒸发浓缩过程中MVR蒸发装置和多效蒸发装置, 并将两类蒸发装置进行技术、投资、消耗等多方面的对比, 对两类蒸发装置的优势及适用性进行了简单的分析。
多效蒸发 篇4
海水淡化的方法多种多样, 其中LT-MED由于预处理要求低、耗能小等优点, 已被广泛应用。作为LT-MED系统的关键设备, 水平管降膜蒸发器的性能直接影响了系统经济性。由于蒸发器内蒸汽处于低温、负压、饱和状态, 流动阻力引起的压降会导致温度变化, 进而影响蒸发器的性能。因此需要对流动阻力进行深入研究, 寻求降低阻力的办法, 力争在阻力最小的情况下达到换热要求。
1 水平管降膜蒸发器
在LT-MED系统中, 水平管降膜蒸发器主要由壳体、换热管束、海水喷嘴、除沫器、蒸汽室、管箱等部分组成 (见图1) 。系统运行时, 海水喷淋到顶排换热管上, 然后以膜状形式逐级滴落到下一水平管。蒸汽在管内冷凝放热, 蒸汽凝结水就是生产出的淡水, 海水受热蒸发产生的蒸汽流经除沫器进入下一效蒸发器作为加热蒸汽。
蒸发器内的流动阻力包括:管内阻力、管束阻力、除沫器阻力、通道内阻力、蒸气室和管箱内的局部阻力等。其中管内阻力、管束阻力和除沫器阻力是主要的流动阻力。
2 管内阻力
蒸汽在管内冷凝时形成了气液两相流动, 会产生相应的压降。如果管内流动阻力过大, 根据饱和蒸汽的性质, 压降损失将导致蒸汽在换热管进口和出口的饱和温度发生很大变化, 凝结过程中的传热温差和传热系数也会发生变化。所以管内流动阻力对蒸发器性能影响很大, 不容忽视。
为了求解简化可以通过折算系数把管内气液两相流动阻力与单相阻力关联, 先求单相阻力然后折算出两相阻力[1]:
式中, (△P) l-管内仅为液相时的压降, Pa;Φ2-两相摩擦因子;fl-摩擦系数;go-换算系数;L-管长, m;D-管外径, m;vl-液体流速, m/h。
可以看出, 蒸汽在管内的流动阻力随着管长、蒸汽密度和流速的增加而增大, 随着管径的增加而减小;由于蒸汽密度、摩擦阻力系数以及马蒂内利参数都受温度的影响, 因此蒸汽温度对管内流动阻力的影响很大。
3 管束阻力
在蒸发器内, 管外海水受热蒸发会产生大量蒸汽, 蒸汽掠过管束时会产生相应的阻力。喷淋海水沿管束在重力作用下下落, 蒸汽流出管束时还要考虑到喷淋海水对其的阻力。管束阻力所造成的压降会引起蒸发温度和凝结温度的改变, 进而影响蒸发器的性能。
目前计算水平管降膜蒸发器内管束流动阻力的典型公式为[2]:
式中, ξ-修正参数;ρ-蒸汽密度, kg/m3;Z-管列数;v-管外蒸汽流速, m/s。
国内学者通过实验方法拟合出蒸汽横掠降膜流动水平管束的阻力公式[3]:
修正系数;液体降膜流动雷诺数Rel=4Γ/μ;蒸汽雷诺数Reg=GD/η。
式中, μ-喷淋水动力黏度, Pa.s;η-蒸汽动力黏度, Pa.s;Г-喷淋密度, kg/m.s;slo, str-纵、横向管间距, m。
可以看出, 管束阻力随着蒸汽密度、流速和管列数的增加而增大, 由于饱和蒸汽密度和动力黏度都直接受温度影响, 因此温度对管束阻力影响很大, 温度升高会使得阻力增加。管束阻力还受管束排列方式和喷淋密度的影响。
4 除沫器阻力
管外蒸发产生的蒸汽中会夹带大量海水液滴, 若不将其除去, 会影响淡水水质。蒸汽携带液滴流经除沫器后, 液滴会被拦截而流回蒸发器底部, 干蒸汽则通过除沫器进入下一效作为加热蒸汽。蒸汽流经除沫器引起的压降将降低凝结温度, 当传热温差很小时, 这种变化所带来的效应就很明显, 因此除沫器阻力对蒸发器性能的影响不可忽视。
蒸发器内蒸汽流经丝网除沫器的流动阻力公式[4]:
丝网除沫器在湿工况下的压降计算式[5]:
式中, ρs-除沫器填充密度, kg/m3;d-丝网直径, m;v-蒸汽流速, m/s;h-丝网除沫器厚度, m;μg-气相动力粘度, Pa.s。
有学者[6]将实验测得的除沫器阻力值同式 (5) 比较, 在蒸汽流速较小时, 实验值与式 (5) 计算值相差较小, 随着蒸汽流速的增加, 差距越来越大。
从式 (4) 、 (5) 可以看出, 除沫器阻力随着蒸汽流速和除沫器填充密度的增加而增大, 随着丝网直径的增大而减小。由于饱和蒸汽的动力粘度随着温度的升高而增大, 所以除沫器阻力随着蒸汽温度的升高而增大。
5 结束语
5.1 管内阻力随着管长、蒸汽流速和密度增加而增大, 随着管径增加而减小。
5.2 管束阻力随着蒸汽温度、流速和管列数增大而增大, 也受管束排列方式和喷淋密度的影响。
5.3 除沫器阻力随着蒸汽流速和温度的升高而增大, 随着丝网直径增大而减小。
蒸汽温度和流速对各段阻力都有影响, 适当降低温度和流速可以减小阻力。但是降低温度和流速又会造成换热效率下降, 因此应在保证换热和降低阻力之间寻求最优值。
摘要：以低温多效海水淡化 (LT-MED) 蒸发器内蒸汽流动阻力为研究对象, 介绍了管内阻力、管束阻力和除沫器阻力, 分析了影响阻力的因素。
关键词：海水淡化,蒸发器,阻力
参考文献
[1]尾花英朗.热交换器设计手册[M].北京:烃加工出版社, 1987:406-408.
[2]Armin G.Energetic perspective in thermal performance of multieffect distillation[D].Bremen University, 1995.
[3]刘华, 沈胜强, 龚路远, 刘瑞.低压蒸汽横掠水平降膜管束流动阻力实验研究[J].大连理工大学学报, 2013, 53 (6) :810-815.
[4]Hisham T.El-Dessouky, Imad M.Alatiqi, Hisham M.Ettouney, Noura S.Al-Deffeeri.Performance of wire mesh mist eliminator[J].Chemical Engineering and Processing, 2000 (39) , 129-139.
[5]Happel J.Viscous flow relative to arrays of cylinders[J].AIChE Journal, 1959, 5 (2) :174-177.