第五章 蒸发
掌握蒸发浓缩的操作原理、特点及其工艺计算方法；
熟悉单效真空的工艺设备的配置；
了解多效蒸发流程及计算原理。
本章重点和难点：
一、蒸发的定义二、加热蒸气和二次蒸气使含有不挥发性溶质的溶液沸腾汽化并移出蒸气，从而使溶液中溶质浓度提高的单元操作称为 蒸发,所用的设备称为蒸发器。
蒸发需要不断的供给热能。工业上采用的热源通常为水蒸气，
而蒸发的物料大多是水溶液，蒸发时产生的蒸气也是水蒸气。
为了易于区别，前者称为 加热蒸气或生蒸气,后者称为 二次蒸气 。
第一节 概述三、分类
1、按操作室压力分：常压、加压、减压（真空）蒸发单效蒸发,将二次蒸气不在利用而直接送到冷凝器冷凝以除去的蒸发操作。
多效蒸发,若将二次蒸气通到另一压力较低的蒸发器作为加热蒸气，则可提高加热蒸气（生蒸气）的利用率，这种串联蒸发操作称为多效蒸发。
2、按二次蒸气的利用情况分：单效和多效蒸发四、蒸发操作的特点
1、传热性质,属于壁面两侧流体均有相变化的恒温 传热过程。
2、溶液性质,热敏性、腐蚀性、结晶性、结垢性、泡沫、粘度等。
3、沸点升高,当加热蒸气一定时，蒸发溶液的传热温度差要小于蒸发纯水的温度差。
4、泡沫挟带,二次蒸气中带有大量泡沫，易造成物料损失和冷凝设备污染。
5、能源利用,二次蒸气的利用是蒸发操作中要考虑的关键问题之一。
溶液的沸点升高,一定压强下，溶液的沸点较纯水高，两者之差，称为溶液的沸点升高。
稀溶液或有机溶液沸点升高值较小，无机盐溶液较大。
对于同一种溶液，沸点升高值随溶液浓度及蒸发器内液柱高度而异，浓度越大，液柱越高，沸点升高值越大。
第二节 单效蒸发一、溶液的沸点升高和温度差损失溶液沸点升高的计算公式：
式中 Δ—— 溶液的沸点升高,℃
t —— 溶液的沸点,℃
T/—— 与溶液压强相等时水的沸点，即二次蒸气的饱和温度,℃
Tt
（ 5-1）
传热温度差损失,在一定操作压强条件下溶液的沸点升高。
式中 Δt—— 传热的有效温度差,℃
ΔtT —— 理论上的传热温度差,℃
t —— 溶液的沸点,℃
T—— 纯水在操作沸点,℃
Ts—— 加热蒸气的温度,℃
计算公式为：
Δt=Ts-t ΔtT =Ts-T
Δ=ΔtT- Δt （ 5-2）
例：用 476kN/m2（ 绝压）的水蒸气作为加热蒸汽（ Ts=150
℃ ）,蒸发室内压力为 1atm,蒸发 30%的 NaOH溶液，沸点为
t=115 ℃,其最大传热温度差，用 ΔtT来表示：
ΔtT=Ts-T=150-100=50℃
有效温度差为：
Δt=Ts-t=150-115=35℃
则温度差损失为：
Δ= ΔtT-Δt=（ Ts-T） -（ Ts-t） =t-T=15 ℃
即传热温度差损失等于溶液的沸点与同压下水的沸点之差。
只有求得 Δ,才可求得溶液的沸点 t（ =T+ Δ ） 和有效传热温度差 Δt （ =ΔtT-Δ）。
（ 1） 因溶液的蒸汽压下降而引起的温度差损失 Δ′；
（ 3） 因管路流体阻力而引起的温度差损失 。
（ 2） 因加热管内液柱静压强而引起的温度差损失 Δ″；
总温度差损失为：
（ 5-3）
蒸发过程中引起温度差损失的原因有：
Tt A
（ 5-4）
式中 tA—— 溶液沸点,℃,主要与溶液的类别,浓度及操作压强有关 。
T′—— 与溶液压强相等时水的沸点,即二次蒸气的饱和温度,℃
在文献和手册中,可以查到常压 （ 1atm） 下某些溶液在不同浓度时的沸点数据 。 非常压下的溶液沸点则需计算,估算方法有两种 。
1 溶液的蒸汽压下降引起的温度差损失式中 —— 常压下溶液的沸点升高,可由实验测定的 tA值求得,℃ ；
Δ′—— 操作条件下溶液的沸点升高,℃ ；
f—— 校正系数,无因次 。 其经验计算式为：
a
a
式中 T′—— 操作压强下二次蒸气的温度,℃ ；
r′—— 操作压强下二次蒸气的汽化热,kJ/kg。
af
(1) （ 5-5）
r
Tf
2)273(016.0 （ 5-6）
(2) 杜林规则该规则认为：某溶液 （ 或液体 ） 在两种不同压力下两沸点之差与另一标准液体在相应压力下两沸点之差,其比值为一常数,
即式中 tA,tw— 分别为压强 pM下溶液的沸点与纯水的沸点,℃
tA′,tw′— 分别为压强 pN下溶液的沸点与纯水的沸点,℃
一定浓度下溶液的沸点与相同压强下水的沸点呈直线关系,
可以利用杜林线求不同浓度的溶液在任一压力下的沸点 。
ww
AA
tt
ttk
（ 5-7）
当某压强下水的沸点 tw=0时,则上式变为：
式中 ym—— 杜林线的截距,℃
注意：不同浓度的杜林线是不平行的,斜率 k与截距 ym都是溶液质量浓度 x的函数 。
对 NaOH水溶液,k,ym与 x的关系为：
k=1+0.142x (5-9a)
ym=150.75x2-2.71x (5-9b)
式中 x—— 溶液的质量浓度
mwAA ytktt
（ 5-8）
液层内的溶液的沸点高于液面的,液层内部沸点与表面沸点之差即为因液柱静压强而引起的温度差损失 。
式中 pm—— 液层中部的平均压强,Pa
p′—— 液面的压强,即二次蒸气的压强,Pa
l—— 液层深度,m
简化处理：计算时以液层中部的平均压强 pm及相应的沸点
tAm为准,中部的压强为：
2
glpp
m
（ 5-10）
2 液柱静压强引起的温度差损失常根据平均压强 pm查出纯水的相应沸点 tpm,故因静压强而引起的温度差损失为：
Δ″=tpm-tp′ （ 5-11）
式中 tpm —— 与平均压强 pm相对应纯水的沸点,℃
tp′—— 与二次蒸气压强 p′相对应的水的沸点,℃
影响 Δ″的因素：
（ 1） 沸腾时液层内混有气泡,液层的实际密度较计算公式所用的纯液体密度要小,使得算出的 Δ″值偏大；
（ 2） 当溶液在加热管内的循环速度较大时,就会因流体阻力使平均压强增高 。
采用多效蒸发时,二次蒸气在离开前一效蒸发室流往后一效加热室的过程中要克服管道的流动阻力,
从而导致蒸汽温度下降 。 此项温度差损失与蒸汽的流速,物性和管道的尺寸有关,一般取 0.5~1.5℃ 。
单效蒸发的计算项目有：
（ 1）蒸发量；
（ 2）加热蒸气消耗量；
（ 3）蒸发器的传热面积通常生产任务中已知的项目有：
（ 1）原料液流量、组成与温度；
（ 2）完成液组成；
（ 3）加热蒸气压强或温度；
（ 4）冷凝器的压强或温度。
二、单效蒸发的计算加热室蒸发室
F,x0,t0,h0
D,T,H
W,T’,H’
D,T,hw
(F-W),x1
t1,h1
QL
式中 F— 原料液流量
W— 蒸发量
x0— 原料液的质量组成
x1— 完成液的组成对单效蒸发器作溶质衡算，得
10 )( xWFFx
)1(
1
0
x
xFW （ 5-12）
1 蒸发量 w
蒸发操作中，加热蒸气的热量一般用于将溶液加热至沸点，将水分蒸发为蒸气以及向周围散失的热量。
对于某些溶液，如 CaCl2,NaOH,H2SO4等水溶液稀释时释放出热量，则当其蒸发浓缩时应考虑供给和稀释热相当的浓缩热。
2 加热蒸气消耗量 D
式中 D—— 加热蒸气的消耗量,kg/h
H—— 加热蒸气的焓,kJ/kg h0—— 原料液的焓,kJ/kg
H’—— 二次蒸气的焓,kJ/kg h1—— 完成液的焓,kJ/kg
hw—— 冷凝水的焓,kJ/kg QL—— 热损失,kJ/h
Lw QDhhWFHWFhDH 10 )(
（ 5-13）
对单效蒸发器作物料的热量衡算，得
w
L
hH
QFhhWFHWD
01)( （ 5-14）
2.1 溶液稀释热不可忽略时若加热蒸气的冷凝液在蒸气的饱和温度下排除，则式中 r—— 加热蒸气的汽化热,kJ/kg
稀释热不可忽略时，溶液的焓可由专用的焓浓图查得。
则上式变为
r
QFhhWFHWD L 01)(
（ 5-14a）
H-hw=r
溶液的稀释热可以忽略时，溶液的焓可由比热算出，即
h0=cp0(t-0)=cp0t0 （ 5-15）
h1=cp1(t-0)=cp1t1 （ 5-16）
hw=cpw(t-0)=cpwtw （ 5-17）
代入蒸发器物料的热量衡算式中，则有
D(H-cpwT)=WH’+(F-W)cp1t1-Fcp0t0+QL （ 5-18）
2.2 溶液的稀释热可以忽略时计算溶液比热的经验公式为：
Cp=cpw(1-x)+cpBx （ 5-19）
式中 Cp—— 溶液的比热,kJ/(kg? ℃ );
Cpw—— 纯水的比热,kJ/(kg? ℃ );
CpB—— 溶质的比热,kJ/(kg? ℃ ).
当 x<0.2时，上式简化为：
Cp=cpw(1-x) （ 5-19a）
为简化计算，上式中完成液的比热可用原料液的比热表示。
联立上两式，得
(cp0-cpw)x1= (cp1-cpw)x0 （ 5-20）
计算原料液及完成液的比热可分别写成：
Cp0=cpw(1-x0)+cpBx0=cpw-(cpw-cpB)x0
Cp1=cpw(1-x1)+cpBx1 =cpw-(cpw-cpB)x1
上式即为完成液比热与原料液比热间的关系式。
Fx0=(F-W)x1
(cp0-cpw)x1= (cp1-cpw)x0
(F-W)cp1=Fcp0-Wcpw （ 5-21）
将式 5-21代入 5-18，并整理得：
Lppwpw QttFctcHWTcHD )()()( 0101
（ 5-22）
由于 H-cpwT≈r (5-23)
H?-cpwt1≈r′ (5-24)
式中 r—— 加热蒸气的汽化热,kJ/kg；
r′—— 二次蒸气的汽化热,kJ/kg。
将上两式代入式 5-22，并简化得：
上式说明加热蒸气的热量用于将原料液加热到沸点、蒸发水分以及向周围的热损失。
r
QttFcrWD Lp )( 010
Q=Dr=Wr′+Fcp0(t1-t0)+QL
（ 5-25）
若原料液预热至沸点再进入蒸发器,且忽略热损失,上式简化为：
r
rWD （ 5-25a）
r
r
W
De
（ 5-26）
式中 e—— 蒸发 1kg水分时,加热蒸气的消耗量,称为 单位蒸气耗量,kg/kg。
单效蒸发操作中 e≈1,每蒸发 1kg 的水分约消耗 1kg 的加热蒸气 （ 由于蒸汽的汽化热随压强变化不大,即 r≈r′） ；
实际蒸发操作中 e值约为 1.1或更大；
（ 1）温度差的损失的存在；
（ 2）二次蒸汽的气化潜热总是大于加热蒸汽的气化潜热。
e值是衡量蒸发装置经济程度的指标 。
3 单位蒸气消耗量蒸发器的传热面积由传热速率公式计算,即：
式中 S0—— 蒸发器的传热面积,m2
K0—— 基于外面积的总传热系数； kw/(m2?℃ )
Δtm —— 平均温度差,℃
Q—— 蒸发器的热负荷,即蒸发器的传热速率,kw。
注意,若加热蒸气的冷凝水在饱和温度下排除,则 s0可根据式
5-27直接算出,否则应分段计算 。 下面按前者情况进行讨论 。
mtKSQ 00
mtK
QS
00
（ 5-27）
3.1 传热面积 S0
在蒸发过程中,加热两侧流体均处于恒温,变相状态下,故：
Δtm =T-t （ 5-28）
式中 T—— 加热蒸气的温度,℃ ；
t—— 操作条件下溶液的沸点,℃ 。
3.1.1 平均温度差 Δtm
垢层热阻值可按经验数值估算 。 管外侧的蒸气冷凝传热系数可按膜式冷凝传热系数公式计算,管内侧溶液沸腾传热系数则按管内沸腾传热系数关联式计算 。
o
so
mi
is
ii a
R
d
db
d
dR
d
d
a
K 11 1
000
0
式中 a—— 对流传热系数,W/(m2?℃ )
d—— 管径,m
Ri—— 垢层热阻,m2?℃ /W
b—— 管壁厚度,m
λ—— 管材的导热系数,W/(m?℃ )
下标 i表示管内侧,o表示外侧,m表示平均 。
（ 5-29）
3.1.2 基于传热外面积的总传热系数 K0
若加热蒸气的冷凝水在饱和温度下排除,且忽略热损失,
则蒸发器的热负荷为：
上面算出的传热面积,应视具体情况选用适当的安全系数加以校正 。
Q=Dr (5-30)
3.2 蒸发器的热负荷 Q
例题 有一传热面积为 30m2的单效蒸发器,将 35℃,浓度为
20%（ 质量 ） 的 NaOH溶液浓缩至 50%（ 质量 ） 。 已知加热用饱和水蒸气的压力为 294kN/m2（ 绝压 ）,蒸发室内压力为 19.6
kN/m2（ 绝压 ）,溶液的沸点为 100℃,又蒸发器的总传热系数为 1000W/m2?k,热损失可取为传热量的 3%,试计算加热蒸气消耗量 D和料液处理量 F。
解：根据加热蒸气压力和二次蒸气压力,由蒸气表查得：
294 kN/m2（ 绝压 ） 时：蒸气焓 H=2728kJ/kg
冷凝水的焓 hw=556.5kJ/kg
汽化热 r=2171.5kJ/kg
温度 T=132.9℃
19.6 kN/m2（ 绝压 ） 时：
蒸气的焓 H*=2605kJ/kg
饱和温度 T′=59.7℃
二次蒸气的焓 H′=2605+1.88× (100-59.7)=2681kJ/kg,
(1.88为水蒸气的比热,kJ/kg·k)
r
Q
hH
QD
w
hkgskgD /1640/455.05.5562728 1000/1087.9
5
(1) 加热蒸气消耗量 D
由传热速率方程得：
Q=KA(T-t)=1000× 30× (132.9-100)=9.87× 105w/m2·℃
(2) 料液流量 F
)1(
1
0
x
xFW
DH+Fh0=WH′+(F-W)h1+Dhw+QL
式中是 D,H,H′,hw已知量,根据料液,完成液的温度和浓度查图得,原料液的焓 h0=120kJ/kg,完成液的焓 h1=540kJ/kg
又 QL=0.03Q=0.03× 9.87× 105=29.6kw
代入已知数据
0.445× 2728+120F=2681W+540(F-W)+0.455× 556.5+29.6
F=0.56kg/s
W=0.34kg/s
整理后,得
420F+2141W=958.4
(3) 不考虑溶液的浓缩热时,求料液流量 。
已知溶质的比热 CB=2.01kJ/kg·k
D(H-cpwT)=WH′+(F-W)cp1t1-Fcp0to+QL
Cp0=4.187× (1-0.2)+2.01× 0.2=3.75kJ/kg·k
Cp1=4.187× (1-0.5)+2.01× 0.5=3.1kJ/kg·k
则有
0.455× (2728-556.5)
=(F-W)× 3.1× 100+2681W+29.6-F× 3.75× 35
178.7F+2371W=958.4
将 W=0.6F代入,解得 F=0.6kg/s W=0.36kg/s
此例的 2,3两项计算结果表明,蒸发面积相同时,不考虑浓缩热所得料液处理量要比实际情况约高 6%。
注意：如果缺乏溶液在不同温度和浓度下焓的数据,对于有明显浓缩热的物料,可先按一般物料来处理,即先不考虑浓缩热的影响进行计算后,再校正 。
蒸发器的生产能力用单位时间内蒸发的水分量,
即蒸发量表示 。 其生产能力的大小取决于通过传热面积的传热速率 Q,因此也可以用蒸发器的传热速率来衡量生产能力 。
根据传热速率方程得单效蒸发时的传热速率为：
Q=KSΔt 或 Q=KS(T-t1) （ 5-31）
三、蒸发器的生产能力和生产强度
1 蒸发器的生产能力进料状况影响蒸发器的生产能力：
(1)低于沸点进料时,需消耗部分热量将溶液加热至沸点,因而降低了生产能力；
(2)沸点进料时,通过传热面的热量全部用于蒸发水分,其生产能力有所增加；
(3)高于沸点进料时,由于部分原料液的自动蒸发,
使生产能力有所增加 。
S
WU?
蒸发器的生产强度是指单位传热面积上单位时间内蒸发的水量,单位为 kg/(m2·h),常采用生产强度 U作为衡量蒸发器性能的标准 。
tKSrWQ若为沸点进料,且忽略热损失,则：
由上式可以看出,欲提高蒸发器的生产强度,必须设法提高蒸发器的总传热系数和传热温度差 。
r
tK
rS
QU
（ 5-32 ）
2 蒸发器的生产强度
传热温度差主要取决于加热蒸气和冷凝器中二次蒸气的压强 。
传热温度差的提高是有一定限度的,原因如下：
加热蒸气的压强越高,其饱和温度也越高,但是加热蒸气常受工厂的供汽条件所限 。 一般为 300~500kPa,有时可高达
600~800 kPa。
提高冷凝器的真空度,使溶液的沸点降低,也可以加大温度差,但是这样不仅增加真空泵的功率消耗,而且因溶液的沸点降低,使粘度增高,导致沸腾传热系数下降,因此一般冷凝器中的压强不低于 10~20 kPa。
为了控制沸腾操作局限于泡核沸腾区,也不宜采用过高的传热温度差 。
一般来说,增大总传热系数是提高蒸发器生产强度的主要途径 。
总传热系数 K值取决于对流传热系数和污垢热阻 。
蒸气冷凝传热系数通常比溶液沸腾传热系数大,即传热总热阻中,蒸气冷凝侧的热阻较小 。
在蒸发器的设计和操作中,必须考虑及时排除蒸气中的不凝气,否则,其热阻将大大增加,使总传热系数下降 。
多效蒸发时要求后效的操作压强和溶液的沸点均较前效低,
引入前效的二次蒸汽作为后效的加热介质,即后效的加热室成为前效二次蒸汽的冷凝器,仅第一效需要消耗生蒸汽 。
一般多效蒸发装置的末效或后几效总是在真空下操作，由于各效（末效除外）的二次蒸汽都作为下一效的加热蒸汽，故提高了生蒸汽的利用率，即经济性。
第三节 多效蒸发一、多效蒸发原理效数 单效 双效 三效 四效 五效理论最小值 1 1/2 1/3 1/4 1/5
实际最小值 1.1 0.57 0.4 0.3 0.27
表 单位蒸气消耗量强调,蒸发量与传热量成正比，多效蒸发并没有提高蒸发量，
而只是节约了加热蒸汽，其代价则是设备投资增加。在相同的操作条件下，多效蒸发器的生产能力并不比传热面积与其中一个效相等的单效蒸发器的生产能力大。
错误观点,多效蒸发器的生产能力是单效蒸发器的若干倍。
蒸气和料液的流动方向一致,均从第一效到末效 。
缺点：沿料液流动方向浓度逐渐增高,致使传热系数下降,在后二效中尤为严重 。
优点,?在操作过程中,蒸发室的压强依效序递减,料液在效间流动不需用泵；
料液的沸点依效序递降,使前效料进入后效时放出显热,供一部分水汽化；
料液的浓度依效序递增,高浓度料液在低温下蒸发,
对热敏性物料有利 。
二、多效蒸发流程
1 顺流法原料液加热蒸汽至冷凝器完成液
1 2 3
冷凝水 冷凝水 冷凝水并流加料法的三效蒸发装置流程示意图并流加料法的三效蒸发料液与蒸气流动方向相反 。 原料由末效进入,用泵依次输送至前效,完成液由第一效底部取出 。 加热蒸气的流向仍是由第一效顺序至末效 。
优点：浓度较高的料液在较高温度下蒸发,粘度不高,传热系数较大 。
缺点,（ 1） 各效间需用泵输送；
（ 2） 无自蒸发；
（ 3） 高温加热面上易引起结焦和营养物的破坏 。
2 逆流法原料液加热蒸汽至冷凝器完成液
1 2 3
冷凝水 冷凝水 冷凝水逆流加料 法的三效蒸发装置流程示意图效数多时,也可采用顺流和逆流并用的操作,称为混流法,
这种流程可协调两种流程的优缺点,适于粘度极高料液的浓缩 。
3 平流法原料液分别加入各效中,完成液也分别自各效底部取出,蒸气流向仍是由第一效流至末效 。 此种流程适用于处理蒸发过程中伴有结晶析出的溶液 。
4 混流法原料液加热蒸汽至冷凝器完成液
1 2 3
冷凝水 冷凝水 冷凝水完成液完成液平流加料法的三效蒸发装置流程示意图第三节 蒸发设备蒸发器的结构：加热室,分离器等
特点：溶液在蒸发器内作连续的循环运动,以提高传热效果,
缓和溶液结垢情况 。
按加热室的结构和操作时溶液的流动情况分：
循环型 （ 非膜式 ） 和单程型 （ 膜式 ） 两大类 。
一,循环型 （ 非膜式 ） 蒸发器
分类 （ 引起循环运动的原因 ）,自然循环和强制循环
自然循环：由于溶液在加热室不同位置上的受热程度不同,
产生了密度差而引起的循环运动；
强制循环：依靠外加动力迫使溶液沿一个方向作循环运动 。
加热室由垂直管束组成,管束中央有一直径较大的管子 。
循环产生的原因：
粗管 —— 降液管或中央循环管,其截面积为加热管总截面积 40— 100％
细管 —— 沸腾管或加热管,直径 Ф25— 75mm,长径比 20— 40
细管内单位体积液体受热面大,受热良好,致使细管内汽液混和物比粗管内小,密度差促使溶液循环 。
1 中央循环管式（或标准式）蒸发器优点：
中央循环管式蒸发器适于处理结垢不严重,腐蚀性小的溶液 。
缺点：
（ 1） 溶液循环好,传热效率高；
（ 2） 结构紧凑,制造方便,操作可靠,应用广泛,有,标准蒸发器,之称 。
（ 1） 完成液粘度大,沸点高；
（ 2） 加热室不易清洗；
此蒸发器为中央循环管蒸发器的改进 。 加热蒸汽由中央蒸汽管进入加热室,加热室悬挂在器内,可取出,便于清洗及更换,
循环通道由加热室与蒸发器外壳壁面内的环隙组成 。
优点,（ 1） 溶液循环速度较高,约在 1— 1.5m/s之间；
（ 2） 改善了加热管内结垢情况,并提高了传热速率 。
缺点：设备耗材量大,占地面大,加热管内溶液滞留量大 。
该蒸发器适用蒸发有晶体析出的溶液 。
2 悬筐式蒸发器结构特点：
由于循环管内的溶液未受蒸汽加热,其密度较加热管内大,
因此形成溶液沿循环管下降而沿加热管上升的循环运动,循环速度可达 1.5m/s。
加热室较长,其长径比为 50— 100；
加热室和分离室分开 。
物 料的 运动：
3 外热式蒸发器结构特点：
加热室上端有一段 2.7— 5m的圆形筒作沸腾室,致使加热管内要承受较大的液柱静压力,溶液只有上升到沸腾室内才能沸腾汽化,可以避免加热管内有晶体析出或结垢；
优点：循环速度 （ 2— 3m/s）,传热效果好,不会有晶体堵塞,适用于处理有晶体析出或易结垢的溶液 。
沸腾室上方有纵向平行隔板,可限制汽泡长大 。
缺点,?循环管必须保持一定高度 （ 7— 8m）,要求厂房高,
同时耗材较多；
蒸发器的液柱静压大,要求较高压强的蒸汽才能维持一定的温度差 。
4 列文蒸发器优点：利用外加动力 （ 泵 ） 进行循环,适于处理粘度大,易结晶或易结垢的溶液 。
缺点：动力消耗大,通常为 0.4— 0.8kw/（ m2传热面 ）,使用此蒸发器时加热面受到一定限制 。
5 强制循环蒸发器非膜式蒸发器 的主要缺点是加热室内滞料量大,致使物料在高温下停留时间过长,不适于处理热敏性物料 。
膜式蒸发器 只通过加热室一次即可达到所需浓度,停留时间短,操作时,溶液沿加热管呈传热效果最佳的膜状流动 。
膜式蒸发器和非膜式蒸发器的比较：
二、膜式（单程）蒸发器结构：加热室由单根或多根垂直管组成,其长径比 100— 150。
原理,原料液经预热至沸点或接近沸点后,由加热室底部引入管内,为高速上升的二次蒸气所带动,沿壁面边呈膜状流动,
边进行蒸发,在加热室顶部可达到所需的浓度,完成液由分离室底部排出 。
注意：溶液应预热至沸点或接近沸点后再引入蒸发器；二次蒸气在加热管内的速度不应小于 10m/s,一般为 20— 50m/s,减压下可高达 100— 160m/s。
该蒸发器适于处理蒸发量大的稀溶液以及热敏性或易生泡的溶液；不适于处理高粘度,有结晶析出或易结垢的溶液 。
1 升膜式蒸发器结构：其加热室与升膜式蒸发器类似 。
为了使溶液能在壁上均匀分布,且防止二次蒸气由加热管顶端直接窜出,加热管顶部必须设置加工良好的液体分布器 。
原理：原料液由加热室顶部加入,竟管端的液体分布器均匀地流入加热管内,在溶液自身重力作用下,溶液沿管内壁呈膜状下流,并进行蒸发 。
降膜式蒸发器适用于处理热敏性物料,但不适于处理易结晶,
结垢或粘度大的溶液 。
2 降膜式蒸发器结构：由升膜管束和降膜管束组合而成,蒸发器底部封头内有一隔板,将加热管束均分为二 。
溶液在升膜和降膜蒸发器内的情况完全相同 。 该蒸发器适于处理粘度变化大的溶液,或厂房高度有一定限制的场合 。 如果蒸发过程溶液的粘度变化较大,建议采用常压操作 。
原理：原料液在预热器中加热达到或接近沸点后,引入升膜加热管束的底部,汽液混合物经管束由顶部流入降膜加热管束,
然后转入分离器,完成液由分离器底部取出 。
3 升 — 降膜式蒸发器结构：加热管是一根垂直的空心管,圆管外有夹套,内通加热蒸气,圆管内装可以旋转的搅拌叶片 。
原理：原料液沿切线方向进入管内,由于受离心力,重力及叶片的刮带作用,在管壁上形成旋转下降的薄膜,并不断的被蒸发,完成液由底部排出 。
缺点：结构复杂,动力耗费大,传热面小,处理能力不大 。
该蒸发器适用于高粘度,易结晶,易结垢或热敏性溶液的蒸发 。
4 刮板搅拌薄膜蒸发器将燃料气与空气按比例混合后喷入溶液中,燃烧气的温度可高达 1200— 1800℃,由于气液间的温度差大,且气体对溶液产生强烈的鼓泡作用,使水分迅速蒸发,蒸出的二次蒸气与烟道气一同由顶部排出 。
特点：结构简单,不需固定的传热面,热利用率高 。 适于处理易结垢,易结晶或有腐蚀性溶液的蒸发 。 但不适于处理热敏性物料 。 目前广泛应用于废酸处理工业 。
5 浸没燃烧蒸发器
掌握蒸发浓缩的操作原理、特点及其工艺计算方法；
熟悉单效真空的工艺设备的配置；
了解多效蒸发流程及计算原理。
本章重点和难点：
一、蒸发的定义二、加热蒸气和二次蒸气使含有不挥发性溶质的溶液沸腾汽化并移出蒸气，从而使溶液中溶质浓度提高的单元操作称为 蒸发,所用的设备称为蒸发器。
蒸发需要不断的供给热能。工业上采用的热源通常为水蒸气，
而蒸发的物料大多是水溶液，蒸发时产生的蒸气也是水蒸气。
为了易于区别，前者称为 加热蒸气或生蒸气,后者称为 二次蒸气 。
第一节 概述三、分类
1、按操作室压力分：常压、加压、减压（真空）蒸发单效蒸发,将二次蒸气不在利用而直接送到冷凝器冷凝以除去的蒸发操作。
多效蒸发,若将二次蒸气通到另一压力较低的蒸发器作为加热蒸气，则可提高加热蒸气（生蒸气）的利用率，这种串联蒸发操作称为多效蒸发。
2、按二次蒸气的利用情况分：单效和多效蒸发四、蒸发操作的特点
1、传热性质,属于壁面两侧流体均有相变化的恒温 传热过程。
2、溶液性质,热敏性、腐蚀性、结晶性、结垢性、泡沫、粘度等。
3、沸点升高,当加热蒸气一定时，蒸发溶液的传热温度差要小于蒸发纯水的温度差。
4、泡沫挟带,二次蒸气中带有大量泡沫，易造成物料损失和冷凝设备污染。
5、能源利用,二次蒸气的利用是蒸发操作中要考虑的关键问题之一。
溶液的沸点升高,一定压强下，溶液的沸点较纯水高，两者之差，称为溶液的沸点升高。
稀溶液或有机溶液沸点升高值较小，无机盐溶液较大。
对于同一种溶液，沸点升高值随溶液浓度及蒸发器内液柱高度而异，浓度越大，液柱越高，沸点升高值越大。
第二节 单效蒸发一、溶液的沸点升高和温度差损失溶液沸点升高的计算公式：
式中 Δ—— 溶液的沸点升高,℃
t —— 溶液的沸点,℃
T/—— 与溶液压强相等时水的沸点，即二次蒸气的饱和温度,℃
Tt
（ 5-1）
传热温度差损失,在一定操作压强条件下溶液的沸点升高。
式中 Δt—— 传热的有效温度差,℃
ΔtT —— 理论上的传热温度差,℃
t —— 溶液的沸点,℃
T—— 纯水在操作沸点,℃
Ts—— 加热蒸气的温度,℃
计算公式为：
Δt=Ts-t ΔtT =Ts-T
Δ=ΔtT- Δt （ 5-2）
例：用 476kN/m2（ 绝压）的水蒸气作为加热蒸汽（ Ts=150
℃ ）,蒸发室内压力为 1atm,蒸发 30%的 NaOH溶液，沸点为
t=115 ℃,其最大传热温度差，用 ΔtT来表示：
ΔtT=Ts-T=150-100=50℃
有效温度差为：
Δt=Ts-t=150-115=35℃
则温度差损失为：
Δ= ΔtT-Δt=（ Ts-T） -（ Ts-t） =t-T=15 ℃
即传热温度差损失等于溶液的沸点与同压下水的沸点之差。
只有求得 Δ,才可求得溶液的沸点 t（ =T+ Δ ） 和有效传热温度差 Δt （ =ΔtT-Δ）。
（ 1） 因溶液的蒸汽压下降而引起的温度差损失 Δ′；
（ 3） 因管路流体阻力而引起的温度差损失 。
（ 2） 因加热管内液柱静压强而引起的温度差损失 Δ″；
总温度差损失为：
（ 5-3）
蒸发过程中引起温度差损失的原因有：
Tt A
（ 5-4）
式中 tA—— 溶液沸点,℃,主要与溶液的类别,浓度及操作压强有关 。
T′—— 与溶液压强相等时水的沸点,即二次蒸气的饱和温度,℃
在文献和手册中,可以查到常压 （ 1atm） 下某些溶液在不同浓度时的沸点数据 。 非常压下的溶液沸点则需计算,估算方法有两种 。
1 溶液的蒸汽压下降引起的温度差损失式中 —— 常压下溶液的沸点升高,可由实验测定的 tA值求得,℃ ；
Δ′—— 操作条件下溶液的沸点升高,℃ ；
f—— 校正系数,无因次 。 其经验计算式为：
a
a
式中 T′—— 操作压强下二次蒸气的温度,℃ ；
r′—— 操作压强下二次蒸气的汽化热,kJ/kg。
af
(1) （ 5-5）
r
Tf
2)273(016.0 （ 5-6）
(2) 杜林规则该规则认为：某溶液 （ 或液体 ） 在两种不同压力下两沸点之差与另一标准液体在相应压力下两沸点之差,其比值为一常数,
即式中 tA,tw— 分别为压强 pM下溶液的沸点与纯水的沸点,℃
tA′,tw′— 分别为压强 pN下溶液的沸点与纯水的沸点,℃
一定浓度下溶液的沸点与相同压强下水的沸点呈直线关系,
可以利用杜林线求不同浓度的溶液在任一压力下的沸点 。
ww
AA
tt
ttk
（ 5-7）
当某压强下水的沸点 tw=0时,则上式变为：
式中 ym—— 杜林线的截距,℃
注意：不同浓度的杜林线是不平行的,斜率 k与截距 ym都是溶液质量浓度 x的函数 。
对 NaOH水溶液,k,ym与 x的关系为：
k=1+0.142x (5-9a)
ym=150.75x2-2.71x (5-9b)
式中 x—— 溶液的质量浓度
mwAA ytktt
（ 5-8）
液层内的溶液的沸点高于液面的,液层内部沸点与表面沸点之差即为因液柱静压强而引起的温度差损失 。
式中 pm—— 液层中部的平均压强,Pa
p′—— 液面的压强,即二次蒸气的压强,Pa
l—— 液层深度,m
简化处理：计算时以液层中部的平均压强 pm及相应的沸点
tAm为准,中部的压强为：
2
glpp
m
（ 5-10）
2 液柱静压强引起的温度差损失常根据平均压强 pm查出纯水的相应沸点 tpm,故因静压强而引起的温度差损失为：
Δ″=tpm-tp′ （ 5-11）
式中 tpm —— 与平均压强 pm相对应纯水的沸点,℃
tp′—— 与二次蒸气压强 p′相对应的水的沸点,℃
影响 Δ″的因素：
（ 1） 沸腾时液层内混有气泡,液层的实际密度较计算公式所用的纯液体密度要小,使得算出的 Δ″值偏大；
（ 2） 当溶液在加热管内的循环速度较大时,就会因流体阻力使平均压强增高 。
采用多效蒸发时,二次蒸气在离开前一效蒸发室流往后一效加热室的过程中要克服管道的流动阻力,
从而导致蒸汽温度下降 。 此项温度差损失与蒸汽的流速,物性和管道的尺寸有关,一般取 0.5~1.5℃ 。
单效蒸发的计算项目有：
（ 1）蒸发量；
（ 2）加热蒸气消耗量；
（ 3）蒸发器的传热面积通常生产任务中已知的项目有：
（ 1）原料液流量、组成与温度；
（ 2）完成液组成；
（ 3）加热蒸气压强或温度；
（ 4）冷凝器的压强或温度。
二、单效蒸发的计算加热室蒸发室
F,x0,t0,h0
D,T,H
W,T’,H’
D,T,hw
(F-W),x1
t1,h1
QL
式中 F— 原料液流量
W— 蒸发量
x0— 原料液的质量组成
x1— 完成液的组成对单效蒸发器作溶质衡算，得
10 )( xWFFx
)1(
1
0
x
xFW （ 5-12）
1 蒸发量 w
蒸发操作中，加热蒸气的热量一般用于将溶液加热至沸点，将水分蒸发为蒸气以及向周围散失的热量。
对于某些溶液，如 CaCl2,NaOH,H2SO4等水溶液稀释时释放出热量，则当其蒸发浓缩时应考虑供给和稀释热相当的浓缩热。
2 加热蒸气消耗量 D
式中 D—— 加热蒸气的消耗量,kg/h
H—— 加热蒸气的焓,kJ/kg h0—— 原料液的焓,kJ/kg
H’—— 二次蒸气的焓,kJ/kg h1—— 完成液的焓,kJ/kg
hw—— 冷凝水的焓,kJ/kg QL—— 热损失,kJ/h
Lw QDhhWFHWFhDH 10 )(
（ 5-13）
对单效蒸发器作物料的热量衡算，得
w
L
hH
QFhhWFHWD
01)( （ 5-14）
2.1 溶液稀释热不可忽略时若加热蒸气的冷凝液在蒸气的饱和温度下排除，则式中 r—— 加热蒸气的汽化热,kJ/kg
稀释热不可忽略时，溶液的焓可由专用的焓浓图查得。
则上式变为
r
QFhhWFHWD L 01)(
（ 5-14a）
H-hw=r
溶液的稀释热可以忽略时，溶液的焓可由比热算出，即
h0=cp0(t-0)=cp0t0 （ 5-15）
h1=cp1(t-0)=cp1t1 （ 5-16）
hw=cpw(t-0)=cpwtw （ 5-17）
代入蒸发器物料的热量衡算式中，则有
D(H-cpwT)=WH’+(F-W)cp1t1-Fcp0t0+QL （ 5-18）
2.2 溶液的稀释热可以忽略时计算溶液比热的经验公式为：
Cp=cpw(1-x)+cpBx （ 5-19）
式中 Cp—— 溶液的比热,kJ/(kg? ℃ );
Cpw—— 纯水的比热,kJ/(kg? ℃ );
CpB—— 溶质的比热,kJ/(kg? ℃ ).
当 x<0.2时，上式简化为：
Cp=cpw(1-x) （ 5-19a）
为简化计算，上式中完成液的比热可用原料液的比热表示。
联立上两式，得
(cp0-cpw)x1= (cp1-cpw)x0 （ 5-20）
计算原料液及完成液的比热可分别写成：
Cp0=cpw(1-x0)+cpBx0=cpw-(cpw-cpB)x0
Cp1=cpw(1-x1)+cpBx1 =cpw-(cpw-cpB)x1
上式即为完成液比热与原料液比热间的关系式。
Fx0=(F-W)x1
(cp0-cpw)x1= (cp1-cpw)x0
(F-W)cp1=Fcp0-Wcpw （ 5-21）
将式 5-21代入 5-18，并整理得：
Lppwpw QttFctcHWTcHD )()()( 0101
（ 5-22）
由于 H-cpwT≈r (5-23)
H?-cpwt1≈r′ (5-24)
式中 r—— 加热蒸气的汽化热,kJ/kg；
r′—— 二次蒸气的汽化热,kJ/kg。
将上两式代入式 5-22，并简化得：
上式说明加热蒸气的热量用于将原料液加热到沸点、蒸发水分以及向周围的热损失。
r
QttFcrWD Lp )( 010
Q=Dr=Wr′+Fcp0(t1-t0)+QL
（ 5-25）
若原料液预热至沸点再进入蒸发器,且忽略热损失,上式简化为：
r
rWD （ 5-25a）
r
r
W
De
（ 5-26）
式中 e—— 蒸发 1kg水分时,加热蒸气的消耗量,称为 单位蒸气耗量,kg/kg。
单效蒸发操作中 e≈1,每蒸发 1kg 的水分约消耗 1kg 的加热蒸气 （ 由于蒸汽的汽化热随压强变化不大,即 r≈r′） ；
实际蒸发操作中 e值约为 1.1或更大；
（ 1）温度差的损失的存在；
（ 2）二次蒸汽的气化潜热总是大于加热蒸汽的气化潜热。
e值是衡量蒸发装置经济程度的指标 。
3 单位蒸气消耗量蒸发器的传热面积由传热速率公式计算,即：
式中 S0—— 蒸发器的传热面积,m2
K0—— 基于外面积的总传热系数； kw/(m2?℃ )
Δtm —— 平均温度差,℃
Q—— 蒸发器的热负荷,即蒸发器的传热速率,kw。
注意,若加热蒸气的冷凝水在饱和温度下排除,则 s0可根据式
5-27直接算出,否则应分段计算 。 下面按前者情况进行讨论 。
mtKSQ 00
mtK
QS
00
（ 5-27）
3.1 传热面积 S0
在蒸发过程中,加热两侧流体均处于恒温,变相状态下,故：
Δtm =T-t （ 5-28）
式中 T—— 加热蒸气的温度,℃ ；
t—— 操作条件下溶液的沸点,℃ 。
3.1.1 平均温度差 Δtm
垢层热阻值可按经验数值估算 。 管外侧的蒸气冷凝传热系数可按膜式冷凝传热系数公式计算,管内侧溶液沸腾传热系数则按管内沸腾传热系数关联式计算 。
o
so
mi
is
ii a
R
d
db
d
dR
d
d
a
K 11 1
000
0
式中 a—— 对流传热系数,W/(m2?℃ )
d—— 管径,m
Ri—— 垢层热阻,m2?℃ /W
b—— 管壁厚度,m
λ—— 管材的导热系数,W/(m?℃ )
下标 i表示管内侧,o表示外侧,m表示平均 。
（ 5-29）
3.1.2 基于传热外面积的总传热系数 K0
若加热蒸气的冷凝水在饱和温度下排除,且忽略热损失,
则蒸发器的热负荷为：
上面算出的传热面积,应视具体情况选用适当的安全系数加以校正 。
Q=Dr (5-30)
3.2 蒸发器的热负荷 Q
例题 有一传热面积为 30m2的单效蒸发器,将 35℃,浓度为
20%（ 质量 ） 的 NaOH溶液浓缩至 50%（ 质量 ） 。 已知加热用饱和水蒸气的压力为 294kN/m2（ 绝压 ）,蒸发室内压力为 19.6
kN/m2（ 绝压 ）,溶液的沸点为 100℃,又蒸发器的总传热系数为 1000W/m2?k,热损失可取为传热量的 3%,试计算加热蒸气消耗量 D和料液处理量 F。
解：根据加热蒸气压力和二次蒸气压力,由蒸气表查得：
294 kN/m2（ 绝压 ） 时：蒸气焓 H=2728kJ/kg
冷凝水的焓 hw=556.5kJ/kg
汽化热 r=2171.5kJ/kg
温度 T=132.9℃
19.6 kN/m2（ 绝压 ） 时：
蒸气的焓 H*=2605kJ/kg
饱和温度 T′=59.7℃
二次蒸气的焓 H′=2605+1.88× (100-59.7)=2681kJ/kg,
(1.88为水蒸气的比热,kJ/kg·k)
r
Q
hH
QD
w
hkgskgD /1640/455.05.5562728 1000/1087.9
5
(1) 加热蒸气消耗量 D
由传热速率方程得：
Q=KA(T-t)=1000× 30× (132.9-100)=9.87× 105w/m2·℃
(2) 料液流量 F
)1(
1
0
x
xFW
DH+Fh0=WH′+(F-W)h1+Dhw+QL
式中是 D,H,H′,hw已知量,根据料液,完成液的温度和浓度查图得,原料液的焓 h0=120kJ/kg,完成液的焓 h1=540kJ/kg
又 QL=0.03Q=0.03× 9.87× 105=29.6kw
代入已知数据
0.445× 2728+120F=2681W+540(F-W)+0.455× 556.5+29.6
F=0.56kg/s
W=0.34kg/s
整理后,得
420F+2141W=958.4
(3) 不考虑溶液的浓缩热时,求料液流量 。
已知溶质的比热 CB=2.01kJ/kg·k
D(H-cpwT)=WH′+(F-W)cp1t1-Fcp0to+QL
Cp0=4.187× (1-0.2)+2.01× 0.2=3.75kJ/kg·k
Cp1=4.187× (1-0.5)+2.01× 0.5=3.1kJ/kg·k
则有
0.455× (2728-556.5)
=(F-W)× 3.1× 100+2681W+29.6-F× 3.75× 35
178.7F+2371W=958.4
将 W=0.6F代入,解得 F=0.6kg/s W=0.36kg/s
此例的 2,3两项计算结果表明,蒸发面积相同时,不考虑浓缩热所得料液处理量要比实际情况约高 6%。
注意：如果缺乏溶液在不同温度和浓度下焓的数据,对于有明显浓缩热的物料,可先按一般物料来处理,即先不考虑浓缩热的影响进行计算后,再校正 。
蒸发器的生产能力用单位时间内蒸发的水分量,
即蒸发量表示 。 其生产能力的大小取决于通过传热面积的传热速率 Q,因此也可以用蒸发器的传热速率来衡量生产能力 。
根据传热速率方程得单效蒸发时的传热速率为：
Q=KSΔt 或 Q=KS(T-t1) （ 5-31）
三、蒸发器的生产能力和生产强度
1 蒸发器的生产能力进料状况影响蒸发器的生产能力：
(1)低于沸点进料时,需消耗部分热量将溶液加热至沸点,因而降低了生产能力；
(2)沸点进料时,通过传热面的热量全部用于蒸发水分,其生产能力有所增加；
(3)高于沸点进料时,由于部分原料液的自动蒸发,
使生产能力有所增加 。
S
WU?
蒸发器的生产强度是指单位传热面积上单位时间内蒸发的水量,单位为 kg/(m2·h),常采用生产强度 U作为衡量蒸发器性能的标准 。
tKSrWQ若为沸点进料,且忽略热损失,则：
由上式可以看出,欲提高蒸发器的生产强度,必须设法提高蒸发器的总传热系数和传热温度差 。
r
tK
rS
QU
（ 5-32 ）
2 蒸发器的生产强度
传热温度差主要取决于加热蒸气和冷凝器中二次蒸气的压强 。
传热温度差的提高是有一定限度的,原因如下：
加热蒸气的压强越高,其饱和温度也越高,但是加热蒸气常受工厂的供汽条件所限 。 一般为 300~500kPa,有时可高达
600~800 kPa。
提高冷凝器的真空度,使溶液的沸点降低,也可以加大温度差,但是这样不仅增加真空泵的功率消耗,而且因溶液的沸点降低,使粘度增高,导致沸腾传热系数下降,因此一般冷凝器中的压强不低于 10~20 kPa。
为了控制沸腾操作局限于泡核沸腾区,也不宜采用过高的传热温度差 。
一般来说,增大总传热系数是提高蒸发器生产强度的主要途径 。
总传热系数 K值取决于对流传热系数和污垢热阻 。
蒸气冷凝传热系数通常比溶液沸腾传热系数大,即传热总热阻中,蒸气冷凝侧的热阻较小 。
在蒸发器的设计和操作中,必须考虑及时排除蒸气中的不凝气,否则,其热阻将大大增加,使总传热系数下降 。
多效蒸发时要求后效的操作压强和溶液的沸点均较前效低,
引入前效的二次蒸汽作为后效的加热介质,即后效的加热室成为前效二次蒸汽的冷凝器,仅第一效需要消耗生蒸汽 。
一般多效蒸发装置的末效或后几效总是在真空下操作，由于各效（末效除外）的二次蒸汽都作为下一效的加热蒸汽，故提高了生蒸汽的利用率，即经济性。
第三节 多效蒸发一、多效蒸发原理效数 单效 双效 三效 四效 五效理论最小值 1 1/2 1/3 1/4 1/5
实际最小值 1.1 0.57 0.4 0.3 0.27
表 单位蒸气消耗量强调,蒸发量与传热量成正比，多效蒸发并没有提高蒸发量，
而只是节约了加热蒸汽，其代价则是设备投资增加。在相同的操作条件下，多效蒸发器的生产能力并不比传热面积与其中一个效相等的单效蒸发器的生产能力大。
错误观点,多效蒸发器的生产能力是单效蒸发器的若干倍。
蒸气和料液的流动方向一致,均从第一效到末效 。
缺点：沿料液流动方向浓度逐渐增高,致使传热系数下降,在后二效中尤为严重 。
优点,?在操作过程中,蒸发室的压强依效序递减,料液在效间流动不需用泵；
料液的沸点依效序递降,使前效料进入后效时放出显热,供一部分水汽化；
料液的浓度依效序递增,高浓度料液在低温下蒸发,
对热敏性物料有利 。
二、多效蒸发流程
1 顺流法原料液加热蒸汽至冷凝器完成液
1 2 3
冷凝水 冷凝水 冷凝水并流加料法的三效蒸发装置流程示意图并流加料法的三效蒸发料液与蒸气流动方向相反 。 原料由末效进入,用泵依次输送至前效,完成液由第一效底部取出 。 加热蒸气的流向仍是由第一效顺序至末效 。
优点：浓度较高的料液在较高温度下蒸发,粘度不高,传热系数较大 。
缺点,（ 1） 各效间需用泵输送；
（ 2） 无自蒸发；
（ 3） 高温加热面上易引起结焦和营养物的破坏 。
2 逆流法原料液加热蒸汽至冷凝器完成液
1 2 3
冷凝水 冷凝水 冷凝水逆流加料 法的三效蒸发装置流程示意图效数多时,也可采用顺流和逆流并用的操作,称为混流法,
这种流程可协调两种流程的优缺点,适于粘度极高料液的浓缩 。
3 平流法原料液分别加入各效中,完成液也分别自各效底部取出,蒸气流向仍是由第一效流至末效 。 此种流程适用于处理蒸发过程中伴有结晶析出的溶液 。
4 混流法原料液加热蒸汽至冷凝器完成液
1 2 3
冷凝水 冷凝水 冷凝水完成液完成液平流加料法的三效蒸发装置流程示意图第三节 蒸发设备蒸发器的结构：加热室,分离器等
特点：溶液在蒸发器内作连续的循环运动,以提高传热效果,
缓和溶液结垢情况 。
按加热室的结构和操作时溶液的流动情况分：
循环型 （ 非膜式 ） 和单程型 （ 膜式 ） 两大类 。
一,循环型 （ 非膜式 ） 蒸发器
分类 （ 引起循环运动的原因 ）,自然循环和强制循环
自然循环：由于溶液在加热室不同位置上的受热程度不同,
产生了密度差而引起的循环运动；
强制循环：依靠外加动力迫使溶液沿一个方向作循环运动 。
加热室由垂直管束组成,管束中央有一直径较大的管子 。
循环产生的原因：
粗管 —— 降液管或中央循环管,其截面积为加热管总截面积 40— 100％
细管 —— 沸腾管或加热管,直径 Ф25— 75mm,长径比 20— 40
细管内单位体积液体受热面大,受热良好,致使细管内汽液混和物比粗管内小,密度差促使溶液循环 。
1 中央循环管式（或标准式）蒸发器优点：
中央循环管式蒸发器适于处理结垢不严重,腐蚀性小的溶液 。
缺点：
（ 1） 溶液循环好,传热效率高；
（ 2） 结构紧凑,制造方便,操作可靠,应用广泛,有,标准蒸发器,之称 。
（ 1） 完成液粘度大,沸点高；
（ 2） 加热室不易清洗；
此蒸发器为中央循环管蒸发器的改进 。 加热蒸汽由中央蒸汽管进入加热室,加热室悬挂在器内,可取出,便于清洗及更换,
循环通道由加热室与蒸发器外壳壁面内的环隙组成 。
优点,（ 1） 溶液循环速度较高,约在 1— 1.5m/s之间；
（ 2） 改善了加热管内结垢情况,并提高了传热速率 。
缺点：设备耗材量大,占地面大,加热管内溶液滞留量大 。
该蒸发器适用蒸发有晶体析出的溶液 。
2 悬筐式蒸发器结构特点：
由于循环管内的溶液未受蒸汽加热,其密度较加热管内大,
因此形成溶液沿循环管下降而沿加热管上升的循环运动,循环速度可达 1.5m/s。
加热室较长,其长径比为 50— 100；
加热室和分离室分开 。
物 料的 运动：
3 外热式蒸发器结构特点：
加热室上端有一段 2.7— 5m的圆形筒作沸腾室,致使加热管内要承受较大的液柱静压力,溶液只有上升到沸腾室内才能沸腾汽化,可以避免加热管内有晶体析出或结垢；
优点：循环速度 （ 2— 3m/s）,传热效果好,不会有晶体堵塞,适用于处理有晶体析出或易结垢的溶液 。
沸腾室上方有纵向平行隔板,可限制汽泡长大 。
缺点,?循环管必须保持一定高度 （ 7— 8m）,要求厂房高,
同时耗材较多；
蒸发器的液柱静压大,要求较高压强的蒸汽才能维持一定的温度差 。
4 列文蒸发器优点：利用外加动力 （ 泵 ） 进行循环,适于处理粘度大,易结晶或易结垢的溶液 。
缺点：动力消耗大,通常为 0.4— 0.8kw/（ m2传热面 ）,使用此蒸发器时加热面受到一定限制 。
5 强制循环蒸发器非膜式蒸发器 的主要缺点是加热室内滞料量大,致使物料在高温下停留时间过长,不适于处理热敏性物料 。
膜式蒸发器 只通过加热室一次即可达到所需浓度,停留时间短,操作时,溶液沿加热管呈传热效果最佳的膜状流动 。
膜式蒸发器和非膜式蒸发器的比较：
二、膜式（单程）蒸发器结构：加热室由单根或多根垂直管组成,其长径比 100— 150。
原理,原料液经预热至沸点或接近沸点后,由加热室底部引入管内,为高速上升的二次蒸气所带动,沿壁面边呈膜状流动,
边进行蒸发,在加热室顶部可达到所需的浓度,完成液由分离室底部排出 。
注意：溶液应预热至沸点或接近沸点后再引入蒸发器；二次蒸气在加热管内的速度不应小于 10m/s,一般为 20— 50m/s,减压下可高达 100— 160m/s。
该蒸发器适于处理蒸发量大的稀溶液以及热敏性或易生泡的溶液；不适于处理高粘度,有结晶析出或易结垢的溶液 。
1 升膜式蒸发器结构：其加热室与升膜式蒸发器类似 。
为了使溶液能在壁上均匀分布,且防止二次蒸气由加热管顶端直接窜出,加热管顶部必须设置加工良好的液体分布器 。
原理：原料液由加热室顶部加入,竟管端的液体分布器均匀地流入加热管内,在溶液自身重力作用下,溶液沿管内壁呈膜状下流,并进行蒸发 。
降膜式蒸发器适用于处理热敏性物料,但不适于处理易结晶,
结垢或粘度大的溶液 。
2 降膜式蒸发器结构：由升膜管束和降膜管束组合而成,蒸发器底部封头内有一隔板,将加热管束均分为二 。
溶液在升膜和降膜蒸发器内的情况完全相同 。 该蒸发器适于处理粘度变化大的溶液,或厂房高度有一定限制的场合 。 如果蒸发过程溶液的粘度变化较大,建议采用常压操作 。
原理：原料液在预热器中加热达到或接近沸点后,引入升膜加热管束的底部,汽液混合物经管束由顶部流入降膜加热管束,
然后转入分离器,完成液由分离器底部取出 。
3 升 — 降膜式蒸发器结构：加热管是一根垂直的空心管,圆管外有夹套,内通加热蒸气,圆管内装可以旋转的搅拌叶片 。
原理：原料液沿切线方向进入管内,由于受离心力,重力及叶片的刮带作用,在管壁上形成旋转下降的薄膜,并不断的被蒸发,完成液由底部排出 。
缺点：结构复杂,动力耗费大,传热面小,处理能力不大 。
该蒸发器适用于高粘度,易结晶,易结垢或热敏性溶液的蒸发 。
4 刮板搅拌薄膜蒸发器将燃料气与空气按比例混合后喷入溶液中,燃烧气的温度可高达 1200— 1800℃,由于气液间的温度差大,且气体对溶液产生强烈的鼓泡作用,使水分迅速蒸发,蒸出的二次蒸气与烟道气一同由顶部排出 。
特点：结构简单,不需固定的传热面,热利用率高 。 适于处理易结垢,易结晶或有腐蚀性溶液的蒸发 。 但不适于处理热敏性物料 。 目前广泛应用于废酸处理工业 。
5 浸没燃烧蒸发器
