1602010年 5月 20日
第七章 蒸发
7.1 概 述
在化工、轻工、食品、医药等工业中，通过化学反应或物
理性操作过程经常得到一些含溶质的稀溶液，为了得到符
合标准的产品，常 将含有不挥发溶质的溶液沸腾汽化并移
出蒸汽，从而使溶液中溶质浓度提高的单元操作称为蒸发。
7.1.1 蒸发分离的依据
利用溶剂具有挥发性而溶质不挥发的特性使两者实现分离。
7.1.2 蒸发操作的目的
?获得浓缩的溶液，直接作为成品或半成品
?脱除溶剂。此过程常伴随有结晶过程
?去除杂质。
2602010年 5月 20日
7.1.3 蒸发操作的应用
在工业上,
(1)制取液体产品 。 例如电解食盐水得到的 NaOH稀溶液中,
含有约 18%的 NaCl,通过蒸发方法在除去大部分水的同时,
将 NaCl结晶而分离除去,
(2)生产固体产品 。 将稀溶液浓缩达到饱和状态, 然后冷却
使溶质结晶与溶液分离, 从而获得固粒产品 。 例如, 食盐精
制, 制糖, 制药等 。
(3)制取纯溶剂。采用蒸发方法使溶剂汽化并冷凝，使不挥
发性杂质分离而得到纯溶剂，例如海水淡化制取淡水等。
被蒸发的溶液可以是水溶液，也可以是其它溶液，而工业上
处理的溶液大多为水溶液，所以本章仅讨论水溶液的蒸发。
3602010年 5月 20日
用来进行蒸发的设备主要是蒸
发器和冷凝器，基本流程如图。
?蒸发器的作用是加热溶液使
水沸腾汽化，并移去，由加热
室和分离室两部分组成。
?加热室由传热管组成，
中央设置一循环管，加热
用的饱和水蒸汽在加热室
管间冷凝放热用于对管内
水溶液进行加热；
?分离室在加热室上部，
为一圆筒结构，使受热上
升的溶液在此汽化并将汽
液分离。
?冷凝器与蒸发器的分离室相
通，其作用是将产生的水蒸汽
冷凝而除去。
7.1.4 蒸发的流程
蒸发操作时，溶液由分离室
底部加入，沿中央循环管流
向加热室，在加热室垂直管
束内通过时与饱和蒸汽间接
换热，被加热至沸腾状态，
汽液混合物沿加热管上升，
达到分离室时蒸汽与溶液分
离。为与加热蒸汽相区别，
产生的蒸汽称为二次蒸汽，
二次蒸汽进入冷凝器被除去。
溶液仍在中央循环管与加热
管中进行循环，当达到浓度
要求后称为完成液，从蒸发
器底部排出。
冷凝水
加热蒸汽
料液
二次蒸汽
完成液 水
冷却水
不凝性气体
1.加热室 2.加热管
3.中央循环管
4.分离室 5.除沫器
6.冷凝器
4602010年 5月 20日
7.1.5 蒸发的分类
?按操作压强分,加压蒸发、常压蒸发、真空蒸发
真空蒸发的优点：
1.减压下溶液沸点 t1降低，使蒸发器的传热推动力 Δt=T-
t1增大，因而，对一定的传热量 Q，可节省蒸发器的传
热面积 S。
2.蒸发操作的热源可采用低压蒸汽或废热蒸汽，节省能
耗。
P↓,T ↓,Δt一定,Q不变
3.适于处理热敏性物料，即在高温下易分解、聚合或变
质的物料。
4.减少蒸发器的热损失。
真空操作的缺点：
1.溶液的沸点降低，使粘度增大，导致总传热系数下降
2.动力消耗大。因需要有造成减压的装置。
5602010年 5月 20日
?按蒸发方式分,自然蒸发、沸腾蒸发
?自然蒸发：溶液在低于溶液沸点的温度条件下汽化。
汽化只在溶液表面进行，汽化面积小，传热速率低，汽
化速率低
?沸腾蒸发：溶液在沸腾条件下汽化。汽化发生在溶液
的各个部位。汽化面积大，传热速率高，汽化速率高
?按二次蒸汽是否被利于分,单效蒸发、多效蒸发
?单效蒸发：将二次蒸汽直接冷凝，而不利用其冷凝热
的操作
?多效蒸发：将二次蒸汽引到下一蒸发器作为加热蒸汽，
以利用其冷凝热的串联操作
本章讨论沸腾传热
6602010年 5月 20日
7.1.6 蒸发的特点
从蒸发的过程可以看出，蒸发操作总是从溶液中分离出部
分溶剂，而过程的实质是传热壁面一侧的蒸汽冷凝与另一
侧的溶液沸腾间的传热过程，溶剂的汽化速率由传热速率
控制，故蒸发属于热量传递过程。同时，蒸发器也是一种
换热器。但蒸发操作和设备与一般的传热过程有所不同。
蒸发具有下述特点：
?传热性质：传热壁面一侧为加热蒸汽进行冷凝，另一侧
为溶液进行沸腾，故 属于壁面两侧流体均有相变化的恒温
传热过程 。
?溶液性质：有些溶液在蒸发过程中有晶体析出、易结垢
和产生泡沫；溶液的粘度在蒸发过程中逐渐增大，腐蚀性
逐渐加强。这些性质将影响设备的结构。
7602010年 5月 20日
?溶液沸点的改变 (升高 )：含有不挥发溶质的溶液，其蒸汽
压较同温度下纯水的低，即在相同的压强下，溶液的沸点
高于纯水的沸点，所以当加热蒸汽一定时，蒸发溶液的传
热温度差要小于蒸发水的温度差，两者之差称为温度差损
失，而且 溶液浓度越高，温度差损失越大
蒸发溶液温度差,Δt=T-t
蒸发纯水温度差,ΔtT=T-T’
∵ P一定时,t > T’ ∴ Δt< ΔtT
?泡沫挟带：二次蒸汽中常挟带大量泡沫，冷凝前必须设
法除去。否则既损失物料，又污染冷凝设备。
?能源利用：蒸发时产生大量二次蒸汽，含有许多潜热，
应合理利用这部分潜热。
8602010年 5月 20日
7.2 蒸发设备
7.2.1 常用蒸发器的结构与特点
蒸发器组成：
?加热室：加热溶液使之汽化
?分离室：分离二次蒸汽和完成液
化工生产中常用的间接加热蒸发器按加热室的结构和操作
时溶液的流动情况, 分为两大类：
?循环型 (非膜式 )
?单程型 (膜式 )
7.2.1.1 循环型 (非膜式 )
循环型蒸发器的特点是 溶液在蒸发器内作连续的循环运动,
溶液在蒸发器内停留时间长，溶液浓度接近于完成液浓度。
根据引起循环运动的原因，分为自然循环和强制循环型蒸
发器。
?自然循环：由于溶液在加热室不同位置上的受热程度
不同，产生密度差而引起的循环运动
?强制循环：依靠外力迫使溶液沿一个方向作循环运动
9602010年 5月 20日
1 中央循环管式 (标准式 )
加热室由垂直管束组成, 管束中心有一根直径
较大的中央循环管, 其截面积为其余加热管总
截面积的 40%～ 100%,如图 。
加热蒸汽,加热室管束环隙内
溶液,加热室管束及中央循环管内, 受
热时, 由于中央循环管单位体积溶液受
热面小, 使得溶液形成由中央循环管下
降, 而由其余加热管上升的循环流动 。
优点：
?溶液循环好
?传热效率高
?结构紧凑, 制造方便, 操作可靠
缺点：
?循环速度低
?溶液粘度大, 沸点高
?不易清洗
适于 处理结垢不严重, 腐蚀性小的溶液
10602010年 5月 20日
2 悬筐式蒸发器
加热室像个筐, 悬挂在蒸发器壳体
的下部, 可由顶部取出 。 加热蒸汽
由壳体上部进入加热室, 在管间放
热加热管内溶液使其上升, 而沿悬
筐外壁与蒸发器内壁间环隙通道向
下循环流动 。
优点：
?溶液循环速度高, 改善了管内
结构情况
?传热速率较高
缺点：
?设备费高
?占地面积大
?加热管内溶液滞留量大
适于 处理易结垢, 有晶体析出
的溶液
11602010年 5月 20日
3 外热式蒸发器
这种蒸发器将加热室与分离室
分开，采用较长的加热管，如
图示。
优点：
?降低了整个蒸发器的高度，
便于清洗和更换
?循环速度较高，使得对流
传热系数提高
?结垢程度小
适于 处理易结垢、有晶体析出、
处理量大的溶液
12602010年 5月 20日
4 列文蒸发器
特点是在加热室上部设置沸腾室, 加
热室中的溶液因受到附加液柱的作用,
必须上升到沸腾室才开始沸腾, 这样
避免了溶液在加热管中结垢或析出晶
体 。
优点：
?流动阻力小
?循环速度高
?传热效果好
?加热管内不易堵塞
缺点：
?设备费高
?厂房高, 耗用金属多
适于 处理有晶体析出或易结垢的溶液
13602010年 5月 20日
5
在加热室设置循环泵，使溶液
沿加热室方向以较高的速度循
环流动。
优点：
?循环速度高
?晶体不易粘结在加热管壁
?对流传热系数高
缺点：
?动力消耗大
?对泵的密封要求高
?加热面积小
适于 处理粘度大，易结垢、有
晶体析出的溶液。
14602010年 5月 20日
7.2.1.2 单程型 (膜式 )
单程型蒸发器的特点是溶液只通
过加热管一次蒸发即可达到要求
的浓度 。 溶液停留时间短, 操作
时沿加热管壁呈膜状流动, 适用
于热敏性物料的蒸发 。 由于操作
要求成薄膜流动且一次蒸发完成,
因此对设计和操作要求严格 。 根
据蒸发器内液体流动方向和成膜
原因的不同, 有以下几种型式
1
特点是加热室内的加热管细而长 。
溶液预热到接近沸点时由蒸发器底部
送入, 进入加热管时立即受热沸腾汽
化, 溶液在高速上升的二次蒸汽带动
下, 沿管壁边呈膜状向上流动边蒸发 。
到达分离室后, 完成液与二次蒸汽分
离后由分离室底部排出 。
适于 处理蒸发量较大的稀溶液, 热敏
性和易生泡沫的溶液；
不适于 浓度高, 粘度大, 有晶体析出
溶液的蒸发 。
15602010年 5月 20日
2 降膜蒸发器
它的加热室与升膜式类似, 但分离室
设置在下部, 见图 5-9。 溶液预热后
由加热室顶部加入, 经管端的液体分
布器均匀分配在各加热管内, 在重力
作用下沿管内壁呈膜状向下流动, 并
进行蒸发 。 汽液混合物从管下端流出,
在分离器内进行汽液分离后完成液由
分离室底部排出 。
这类蒸发器操作的关键是设置良好的
液体分布器，以保证溶液均匀成膜和
防止二次蒸汽从加热管顶部穿出。常
用的膜分布器见书。
适于 处理浓度、粘度较大的溶液
不适于 处理易结晶、结垢的溶液。
16602010年 5月 20日
3 升－降膜式蒸发器
蒸发器由升膜管束和降膜管束组
合而成，蒸发器的底部封头内有
一隔板，将加热管束分成两部分。
溶液由升膜管束底部进入，流向
顶部，然后从降膜管束流下，进
入分离室，得到完成液。
适于 处理浓缩过程中粘度变化大
的溶液、厂房有限制的场合。
17602010年 5月 20日
4 刮板薄膜蒸发器
它是在加热管内部安装一可旋转的搅
拌刮板, 刮板端部与加热管内壁间隙
固定在 0.75～ 1.5mm之间, 依靠刮板的
作用使溶液成膜状分布在加热管内壁
面上 。
溶液由蒸发器上部沿切线方向加入,
在重力和旋转刮板带动下, 在加热管
内壁上形成旋转下降的液膜, 在下降
过程中通过接收加热管外加热蒸汽夹
套中蒸汽冷凝热量而被不断蒸发, 底
部得到完成液, 二次蒸汽上升至顶部
经分离器后进入冷凝器 。
缺点：结构复杂，动力消耗大，传热
面积小，处理能力低。
适于处理易结晶、易结垢、高粘度的
溶液
18602010年 5月 20日
7.2.1.3 直接加热蒸发器
将一定比例的燃烧气与空气直
接喷入溶液中，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，蒸出的二次蒸汽
与烟道气一同由顶部排出。
优点：结构简单，不需要固定
的传热面，热利用率高
适于 处理易结垢、易结晶或有
腐蚀性的溶液。
不适于 处理不能被燃烧气污染
及热敏性的溶液。
19602010年 5月 20日
7.2.2 蒸发器的选型
蒸发器的结构型式很多，选用时应结合生产过程的蒸发任
务，选择适宜的蒸发器型式。选型时，一般考虑以下原则：
?溶液的粘度,蒸发过程中，溶液粘度变化的情况，是选
型时很重要的因素。
高粘度的溶液应选用对其适应性好的蒸发器，如强制循环
型、降膜式、刮板搅拌薄膜式等；
?溶液的热稳定性,热稳定性差的物料，应选用滞料量少，
停留时间短的蒸发器，如各种膜式蒸发器
?有晶体析出的溶液,选用溶液流动速度大的蒸发器，以
使晶体在加热管内停留时间短，不易堵塞加热管，如外热
式、强制循环蒸发器
?易发泡的溶液,泡沫的产生，不仅损失物料，而且污染
蒸发器，应选用溶液湍动程度剧烈的蒸发器，以抑制或破
碎泡沫，如外热式、强制循环式、升膜式等；条件允许时，
也可将分离室加大。
20602010年 5月 20日
?有腐蚀性的溶液,蒸发此种物料，加热管采用特殊材质
制成，或内壁衬以耐腐蚀材料。若溶液不怕污染，也可采
用浸没燃烧蒸发器
?易结垢的溶液,蒸发器使用一段时间后，就会有污垢产
生，垢层的导热系数小，从而使传热速率下降。
应选用便于清洗和溶液循环速度大的增大器，如悬筐式、
强制循环式、浸没燃烧式等
?溶液的处理量,溶液的处理量也是选型时应考虑的因素。
处理量小的，选用尺寸较大的单效蒸发，处理量大的，选
用尺寸适宜的多效蒸发。
总之，不同类型的蒸发器，各有其特点，它们对不同的溶
液的适应性也不相同。 P294表 5-1列出了蒸发器的一些主要
性能。应视具体情况，选用适宜的蒸发器。
21602010年 5月 20日
7.3 单效蒸发
已知条件：原料液流量 F(kg/h),原料液浓度 xo(质量分率 )和温
度 to(℃ ),完成液的浓度 x1(质量分率 )(生产要求 )
过程选定：加热蒸汽压强 p(或温度 T),冷凝器操作压强 p′(或温
度 T′)；
计算内容：单位时间内水分蒸发量 W(kg/h)，加热蒸汽用量
D(kg/h)，蒸发器的传热面积 S(m2)。
求解上述问题应用物料衡算方程、热量衡算方程和传热速率
方程。
22602010年 5月 20日
7.3.1 物料与热量衡算方程
7.3.1.1 物料衡算
如图以蒸发器为衡算范围，
取 1h为衡算基准，作物料衡
算：
总物料,F=W+G
溶质,Fx0=Gx1
蒸发室
加热室
W,T’,H’
F,x0,t0,h0
D,T,H
D,T,hw
G,x1,t1,h1
WF
Fx
x
x
x
FWFG
x
x
1FW
0
1
1
0
1
0
?
?
???
?
?
?
?
?
?
?
?
??
完成液组成：
完成液量：
得：水分蒸发量：
23602010年 5月 20日
7.3.1.2 热量衡算
以蒸发器为衡算范围, 衡算基准为 1h,对进出蒸发器的热量
DH+Fh0=WH′+(F-W)h1+Dhc+QL (7-1)
蒸发室
加热室
W,T’,H’
F,x0,t0,h0
D,T,H
D,T,hc
F-W
QL
G,x1,t1,h1
式中,H,H′,hc — 分别为加热蒸
汽, 二次蒸汽和冷凝水焓值, kJ/kg；
h0,h1 — 分别为原料液, 完
成液焓值, kJ/kg
QL — 蒸发器的热损失, W，
通常取传热量的百分数加以计算 。
在具体计算时，根据溶液特性分为两
种方法进行热量衡算求加热蒸汽用量。
24602010年 5月 20日
1.溶液的稀释热可以忽略
当溶液的稀释热不大, 可以忽略不计时, 溶液的焓值可用
比热计算 。 以 0℃ 的液体为基准, 则：
?原料液,h0=C0(t0-0)
?完成液,h1=C1(t1-0)
?冷凝水,hc=CW(T-0)
因此, 式 (7-1)
D(H- CWT)=WH′+(F-W)C1t1-FC0t0+QL (7-2)
式中两比热使用不便, 改用原料液比热 C0代替完成液比热
C1,溶液的比热可用以下经验公式计算：
C= Cw(1-x) + CBx
其中,Cw, CB－－分别为水和溶质的比热, kJ/kg。
25602010年 5月 20日
C0= Cw(1-x0) + CBx0=Cw+(CB-Cw)x0
C1= Cw(1-x1) + CBx1=Cw+(CB-Cw)x1
w01
1
0
w1
w0
1
0
WCFCC)WF(
)
x
x
-F ( 1W
CC
CC
x
x
????
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
物料衡算：
两式相比：
将上式代入式 (7-2) D(H- CWT)=WH′+(F-W)C1t1-FC0t0+QL中,
得：
D(H- CWT)=W(H′-Cwt1)+FC0(t1- t0)+QL
若冷凝液在饱和温度下排出, 且忽略溶液浓度变化对焓值的
影响, 即：
H- CWT=r
H′-Cwt1= r′ 则：
26602010年 5月 20日
〖 说明 〗
(1)从上式可以看出加热蒸汽提供的热量 Dr用于：
?将原料液由 t0升温到沸点 t1,FC0(t1-t0)
?蒸发水分,Wr′
?过程热损失,QL
(2)若原料液预热到沸点，即 t0=t1，并略去热损失,QL≈0，
则有 D/W=r’/r≈1，即每蒸发 1kg水分大约需要 1kg加热蒸汽，
实际过程有热损失，且常在 1.1左右。
e=D/W称为 单位蒸汽消耗量,为每蒸发单位质量水分时，
加热蒸汽的消耗量,kg/kg。 e值 是衡量蒸发装置经济程度
的指标 。
(3)当 x0<0.2时,C0=Cw(1-x0)
r
Q)tt(FC'WrD L010 ????
忽略稀释热时加热
蒸汽消耗量计算式
27602010年 5月 20日
例题 7-1
在连续操作的蒸发器中，将 2000kg/h的某无机盐水溶液由 0.1
浓缩到 0.3(均为质量分数 )。蒸发器的操作压力为 40kPa，相
应的溶液沸点为 80℃ 。加热蒸汽的压力为 200kPa。已知原料
液的比热为 3.77kJ/(kg·℃ )，蒸发器的热损失为 12000W。设溶
液的稀释热可以忽略，试求 1.水的蒸发量； 2.原料液分别为
30℃, 80℃, 120℃ 时的加热蒸汽消耗量。
解：
2 3 0 8 7 k J / k g2 2 0 5 k J / k g
802 0 0 k P aP 4 9 6
2.
1 3 3 3 k g / h)
0, 3
0, 1
-2 0 0 0 ( 1)
x
x
-F ( 1W
.1
1
0
、分别为
潜热℃的饱和水蒸汽的汽化、附录八：查
加热蒸汽消耗量
水的蒸发量
???
28602010年 5月 20日
，加热蒸汽消耗量愈小结论：原料液温度愈高
＋
℃。原料液温度为
＋
℃。原料液温度为
＋
℃。原料液温度为
h/kg1 2 8 0
2 2 0 5
1 0 0 0/3 6 0 01 2 0 0 0)01280(77.32 0 0 02 3 0 81 3 3 3
r
Q)tt(FC'Wr
D
120.c
h/kg1 4 1 7
2 2 0 5
1 0 0 0/3 6 0 01 2 0 0 0)8080(77.32 0 0 02 3 0 81 3 3 3
r
Q)tt(FC'Wr
D
80.b
h/kg1 5 8 8
2 2 0 5
1 0 0 0/3 6 0 01 2 0 0 0)3080(77.32 0 0 02 3 0 81 3 3 3
r
Q)tt(FC'Wr
D
30.a
L010
L010
L010
?
??????
?
???
?
?
??????
?
???
?
?
??????
?
???
?
29602010年 5月 20日
2.溶液稀释热不可忽略
对某些水溶液 (如 CaCl2,NaOH等 )在稀释时有显著的放热
效应, 因而蒸发时除供给汽化水分所需汽化潜热时, 还需
提供与稀释热相应的浓缩热, 且溶液浓度愈大, 温度愈高,
这种影响愈显著 。 因此式 (7-1)中的 h0,h1应由相应的焓浓
图查取, 计算结果才准确 。
据 (7-1)热量衡算式, 得加热蒸汽用量：
c
L01
hH
QFhh)WF('WHD
?
?????
若冷凝液在饱和温度下排出, (H-hc)=r为饱和蒸汽冷凝潜热,
kJ/kg。 因此：
r
QFhh)WF('WHD L01 ?????
30602010年 5月 20日
7.3.2 传热速率方程
Q=KAΔtm
据此计算蒸发器传热面积 A。 其中 Δtm, K, Q计算如下 。
7.3.2.1 平均温度差 Δtm
蒸发属两相均有相变的恒温传热过程，故传热的平均温度差
为 Δtm=T-t1
当加热蒸汽选定时，蒸发计算需知道溶液的沸点 t1，即可计算
传热温度差，在一定压强下，溶液的沸点 t1较纯水的沸点 T′高。
在实际生产中, 已知的是加热蒸汽的温度 T(或压强 p)和冷凝器
(或分离室 )二次蒸汽的温度 T′(或压强 p′)。 (T-T′)=ΔtT称为理论
传热温差 。
31602010年 5月 20日
由于各种原因导致溶液沸点升高使的实际传热温差 (T-t1)较
理论传热温差要小, 其差值称为温度差损失 Δ
Δ=ΔtT-Δt=(T-T’)-(T-t1)=t1-T′
因此实际传热温差 Δt=ΔtT-Δ，即只要已知温度差损失 Δ就可
得到实际传热温度差。
(1)因溶质存在, 使溶液沸点升高导致与纯水沸点之差 Δ’；
(2)蒸发器操作时需维持一定液位, 因加热管内液柱静压强
而使沸点升高 Δ’’
(3)二次蒸汽由蒸发器分离室流动到冷凝器 (或下一效蒸发器
加热室 )时产生压强降, 导致的温度差损失 Δ’’’(若 T′指分离
室温度时, Δ’’’=0)。
总的温度差损失为三项之和，即 Δ=Δ’+Δ’’+Δ’’’
32602010年 5月 20日
1.因溶液蒸汽压下降所引起的温度差损失 Δ′
设 tA为仅考虑因溶质存在时引起蒸汽压下降时溶液的沸点,
则 Δ′=tA-T′。 Δ值的大小与溶液的种类, 浓度以及操作压强
有关,
(1).经验估算法 (吉辛科法 )
对常压下由于蒸汽压下降而引起的沸点升高 Δa′进行修正用
于操作压强下的温度差损失 。
Δ′=fΔa′
式中,Δa′— 常压下由于溶液蒸汽压下降而引起的沸点升高, Δa′=tA-
100
tA — 常压下溶液的沸点, ℃,
f —校正系数, 无因次, f=0.0162(T′+273)2/r′
T′,r′ —分别为实际操作压强下二次蒸汽温度,℃ 和汽化潜
热,kJ/kg。
33602010年 5月 20日
(2).杜林规则 (Duhring’s rule)法 (直线规则法 )
杜林规则：说明溶液的沸点和相同压强下标准溶液沸点之
间呈线性关系。
由于纯水在各种压强下的沸
点容易获得，故一般选用纯
水为标准溶液，只要知道溶
液和水在两个不同压强下的
沸点，在直角坐标图中以溶
液沸点为纵标，以纯水沸点
为横标，以溶液浓度为参数，
即可得到一条直线。
因此，对一定浓度的溶液，只要知道它在两个不同压强下
的沸点，再查出相同压强下对应水的沸点，即可绘出该浓
度溶液的杜林直线，由此直线即可求得该溶液在其它压强
下的沸点。
溶
液
沸
点
，
℃
tA′
tA
纯水沸点,℃
tW′tW
C%
34602010年 5月 20日
溶
液
沸
点
，
℃
纯水沸点,℃
C%
求解方法有两种：
①查图法
已知 p→T′ →tA → Δ′=tA-T′
(② 截距法
在图中杜林直线上任选两点 M,N，
其对应压强分别为 pM,pN，对应压
强下溶液的沸点、水的沸点分别为
tA, tW, tA′,tW′，如图：
tA
T′
tA′
tA
tW′tW
M
N
则直线斜率为：
W
'
W
A
'
A
tt
ttk
?
??
若某压强下水的沸点 tW =0，则上式整理成截距计算式为：
tA =tA′- k tW′=ym
35602010年 5月 20日
浓度不同的溶液之杜林直线互不平行，但斜率 k与截距 ym均
为溶液质量浓度 x，即：
k=f(x)
ym=g(x)
如 NaOH水溶液：
k=1+0.142x
ym=150.75x2-2.71x
计算过程：
?据质量浓度 x计算 k,ym
?代入截距方程 ym = tA′- k tW′解的 tA′
?Δ′=tA-T′
36602010年 5月 20日
Δ′计算示例
例 7-2 在中央循环管蒸发器内将 NaOH水溶液由 10％浓缩到
20％，求：
(1)采用经验估算法计算 50kPa时溶液的沸点
(2)利用杜林直线采用查图法计算 50kPa时溶液的沸点
(3)利用杜林直线采用截距法计算 50kPa时溶液的沸点
解,(1)查 P358附录二十一得 20％ NaOH水溶液在 101.33kPa下
沸点升高值为 Δa’=8.5℃
查 P338附录十得 50kPa时水的饱和温度为 T’=81.2℃,水的汽
化热 r’=2304.5kJ/kg
8 8 1 9.05.2 3 0 4 )2732.81(0 1 6 2.0'r )273'T(0 1 6 2.0f
22
?????
∴ Δ’=fΔa’=0.8819× 8.5=7.5 ℃
溶液沸点,tA=Δ’+T’=7.5+81.2=88.7 ℃
37602010年 5月 20日
(2)据 50kPa下水的沸点为 81.2℃,查 P296“NaOH水溶液的杜
林线图”的 20％直线，得纵标，即溶液沸点 tA=88℃
(3)NaOH水溶液杜林直线：
k=1+0.142x=1+0.142× 0.2=1.028
ym=150.75x2-2.71x=150.75× 0.22-2.71× 0.2=5.488
∵ ym = tA′- k tW′
∴ tA′= ym+ k tW′=5.488+1.028× 81.2＝ 88.96 ℃
38602010年 5月 20日
2.因加热管内液柱静压强而引起的温度差损失 Δ’’
某些蒸发器的加热管内积有一定高度的液位, 使得液面以
下液体承受更大的压强, 因而导致沸点升高 。 液层内部沸
点与表面沸点之差即为因加热管内液柱静压强而引起的温
度差损失 Δ’’。 一般计算时取液层中部平均压强 pm下对应的
沸点 tpm为依据 。 设分离室压强为 p′Pa,液面高度为 L m,则
对应的温度差损失,Δ″=tpm-tp′
式中,tpm — 压强 pm下水的沸点, ℃ (因溶液沸点难于查取,
故取该压强下纯水沸点近似作为溶液沸点 )
tp′— 与二次蒸汽压强 p′对应的水的沸点, ℃
ρ— 液体密度, kg/m3。
2
gL'pp
m
???
39602010年 5月 20日
3.由于管路流动阻力而引起的温度差损失 Δ’’’
二次蒸汽由分离室流到冷凝器 (或下一效加热室 )时, 因管
道流动阻力使二次蒸汽的压强有所降低, 温度也相应下降,
由此引起的温度差损失即为 Δ’’’。 因二次蒸汽 产生的压强降,
随管路的布置情况而异, 其计算较繁 。 通常根据生产经验
值选取：
?单效蒸发：二次蒸汽 蒸发器 →冷凝器 Δ’’’=1～ 1.5℃ 。
?多效蒸发：二次蒸汽 蒸发器 →冷凝器 Δ’’’=1～ 1.5℃ 。
?多效蒸发：二次蒸汽 蒸发器 →下一效加热室 Δ’’’=1℃ 。
在三种温差损失的计算中，以 Δ′为最大，为一主要影响因
素。
40602010年 5月 20日
7.3.2.2 总传热系数 K
公式计算：
?选用经验值
?现场查定
7.3.2.3 蒸发器的热负荷 Q
条件不同，热负荷的计算也不同，若加热蒸汽在饱和温度下
排出
?稀释热不可以忽略时,Q=Dr= WH′+(F-W)h1- Fh0 +QL,W
?稀释热可以忽略时,Q=Dr= Wr′+ FCp0(t1- t0) +QL,W
?7.3.2.4 传热面积 A
1
o
so
m
o
i
o
si
ii
o 1R
d
bd
d
dR
d
dK ?
???
?
???
?
????????
mtK
QA
?
?
41602010年 5月 20日
单效蒸发计算示例
例 5-2 将 10%的 NaOH水溶液蒸发到 45%,处理量为 1800kg/h，
原料液温度 60℃, 比热为 3.4kJ/kg·℃, 加热蒸汽和分离室
压强分别为 400kPa和 50kPa,蒸发器内液面高度为 2m,溶
液平均密度为 1400kg/m3,总传热系数 Ko为 1500W/(m2·℃ )，
若热损失为传热量的 10%,忽略稀释热, 试计算加热蒸汽
消耗量, 水分蒸发量, 产品量及所需传热面积 。
解：查附表十：
p=400kPa下蒸汽 T=143.4℃, r=2138.5kJ/kg
p′=50kPa下二次蒸汽 T′=81.2℃, r′=2304.5kJ/kg
(1)
(2)产品量 G=(F-W)=1800-1400=400kg/h
h/kg1 4 0 0
45.0
1.011 8 0 0
x
x1FW
1
0 ??
?
??
?
? ??
???
?
???
? ??
42602010年 5月 20日
(3)
Dr=Wr′+FCp0(t1-t0)+QL
∵ QL=0.1Dr ∴ Dr=1.1[Wr′+ FCp0(t1-t0)]/r
其中,t1=T’+Δ=81.2+Δ’+Δ’’Δ’’’
① Δ’
因溶液在蒸发器中循环接近完成液, 故取 x=0.45
k=1+0.142x=1+0.142× 0.45=1.0639
ym=150.75x2-2.71x=150.75× 0.452-2.71× 0.45=29.31
∵ tA′= ym+ k tW′
∴ Δ’ =tA′- tW′ = ym+ (k-1) tW′
= 29.31 +(1.0639-1)× 81.2=34.5℃
单效蒸发计算示例
43602010年 5月 20日
单效蒸发计算示例
② Δ’’的计算：
查得,pm=63.73kPa下水沸点 tpm=87.2℃
Δ″=tpm-tp′=87.2-81.2=6.0℃
③ 取 Δ’’’=1.2℃
t1=81.2+34.5+6.0+1.2=122.9℃ 故：
D=1.1× [1400× 2304.5+1800× 3.4× (122.9-60)]/2138.5=1858kg/h
(4)
传热量,Q=Dr=1858× 2138.5/3600=1103.7 kW
k P a73.631 0 0 02 281.91 4 0 0502gL'pp m ?? ???????
2
1o
o m36)9.1224.143(1 5 0 0
1 1 0 3 7 0 0
)tT(K
QS,?
?????传热面积
44602010年 5月 20日
7.3.3
7.3.3.1
1.蒸发器的生产能力用单位时间内蒸发的水分量表示, 即
蒸发量 W(kg/h)
可见生产能力与蒸发器传热面积，传热系数，原料液温度，
操作条件，热损失等用关，它笼统地表示蒸发器生产量的
大小，但不能确切表示蒸发器和蒸发过程的优劣程度。
2.蒸发器生产能力的大小取决于通过传热面的传热速率 Q，
因此也可以用蒸发器的传热速率来衡量其生产能力：
Q=KSΔt＝ KS(T-t1)
'r
Q)tt(FCtSKW L010pmoo ?????
45602010年 5月 20日
说明：
1.当 t1＝ t0时，即原料液在沸点下进入蒸发器时：
Q=Wr’：表明通过传热面所传递的热量全部用于蒸发水分
W ∝ Q,表明蒸发器的生产能力和传热速率成正比
2.当 t0 < t1时，即原料液在低于沸点下进入蒸发器时：
Wr’<Q,W↓,表明消耗部分热量将冷溶液加热至沸点，降
低了蒸发器的 生产能力
3.,当 t0 > t1时，即原料液在高于沸点下进入蒸发器时：
Wr’>Q,W↑,表明由于部分原料液的自动蒸发 (闪蒸 )，使
蒸发器的 生产能力有所增加
稀释热可以忽略，且热损失不计时：
Q=Wr’+FCp0(t1-t0)
〖 结论 〗 进料温度 t0越高，则蒸发器生产能力 W越大
46602010年 5月 20日
二、蒸发器的蒸发强度 U
指单位传热面积上单位时间内蒸发的水分量, kg/m2·h即：
U是评价蒸发器在一定操作条件下性能优劣的重要指标 。
影响因素主要为总传热系数和传热温度差。
∵ 操作条件下 r’为常量
r'
tK
U
tKAW r 'Q
A
W
U
?
??
?
?
?
?
?
???
?
：沸点进料，热损失忽略
定义式：
??
??
?
?
?
??
?
? U
t
K
因此，提高蒸发器的生产强度的途径有二：
47602010年 5月 20日
提高蒸发器的生产强度的途径
1.提高传热温度差 Δt
Δt=T-t1，方法：
?提高加热蒸汽的压强 。加热蒸汽压强越高，对应饱和温
度就越高，一般为 0.3～ 0.5MPa，不超过 0.8MPa，但受到供
汽条件限制
?增大冷凝器的真空度,使溶液沸点 t1降低。但此法增加了
真空泵的功率消耗，且因溶液的沸点降低，使其粘度增高，
导致沸腾传热系数下降。也受限制
2.增大总传热系数 K
?增大管内对流传热系数 αi
?减少管内侧污垢热阻
?定期清洗
?选用适宜的蒸发器型式
?采取强制循环，
?改进蒸发器结构，
?产生的晶体及时与溶液分离
48602010年 5月 20日
7.4 多效蒸发
在单效蒸发中, 蒸发 1kg水分需消耗 1kg多的加热蒸汽, 在
大规模生产中为了节省蒸汽用量, 同时也为了使析出的晶
体及时与溶液分离, 一般采用多效蒸发 。 多效蒸发的操作
原理是：将前一效产生的二次蒸汽作为后一效的加热蒸汽,
这样仅第一效需要消耗生蒸汽, 同时要求后一效的操作压
强和溶液的沸点相应降低, 这时引入的二次蒸汽才仍能起
到加热作用, 则后一效的加热室成为前一效的冷凝器 。 如
此将多个蒸发器串联起来一同操作的过程, 组成了多效蒸
发操作流程 。
采用多效蒸发的优点是 ① 降低能耗 。 由于各效 (末效除外 )
的二次蒸汽都作为下一效蒸发器的加热蒸汽, 因而提高了
加热蒸汽的利用率； ② 便于分离晶体 。 当蒸发过程溶液有
晶体析出时, 可使晶体在某一效间析出, 然后与溶液分离
后继续蒸发, 这样就避免了单效操作时晶粒和完成液一起
排出, 可减少结垢, 磨损现象, 同时提高对流传热系数 。
③ 可强化传热过程提高蒸发效率 。
49602010年 5月 20日
溶液的流向与蒸汽相同, 均由第一效顺序流至末效的
蒸发流程, 称为并流加料流程, 如图 。
7.4.1
完成液
冷却水
原料液
不凝气
加热蒸汽
水
1.并流加料流程
优点：
1.由于后一效操作压强低于前一效，故溶液的输送靠效间压强差
2.由于后一效溶液的沸点低于前一效，故前一效溶液进入后一效
时，会因过热而自行蒸发，可使后一效产生较多的二次蒸汽，即
水分蒸发量多；
缺点：
，致使溶液粘度增大较快，使传热系数逐效下降，传
热效果一效不如一效。
适于：
50602010年 5月 20日
2.逆流加料流程
溶液的流向与蒸汽相反，由第末效流至第一效
的蒸发流程，称为逆流加料流程，如图。
优点：
随着溶液浓度的逐效提高，温度也相应升高，因而各效
溶液粘度大致接近，所以各效传热系数差别不大；
缺点：
1.
2.各效进料温度均低于沸点，产生的二次蒸汽量较并
流法少。
适于：
51602010年 5月 20日
3.平流加料流程
溶液分别由各效加入并排出完成液，各效溶液流向互相
平行的流程称为平流加料流程，如图 5-19。
适于：
在实际蒸发
中，除了采用
这些基本流程
外，常根据具
体情况进行合
52602010年 5月 20日
7.4.2
7.4.2.1 溶液的温度差损失
若单效和多效蒸发操作条件 (即加热蒸汽压强和冷凝器的操
作压强 )相同时, 其理论传热温差相同而和效数无关, 多效
蒸发只是将此传热温差分配到各效而已 。 由于多效蒸发的
每一效中都存在传热温差损失, 因而总的有效传热温差必
小于单效时, 使得传热推动力下降 。 效数愈多, 总有效温
差愈小, 当效数增加到一定程度时, 可使总有效温度差为
零, 此时蒸发将无法进行, 即为效数的最大极限 。
7.4.2.2 加热蒸汽的经济性
当蒸发水分量相同时，多效蒸发所需加热蒸汽消耗量比单
效明显减少，因而提高了加热蒸汽的利用率，即经济性。
因此在蒸发大量水分时，应采用多效。
53602010年 5月 20日
3.蒸发器的生产能力和蒸发强度
无论是生产能力还是生产强度, 其大小取决于蒸发器的传
热速率, 当操作条件一定时, 单效的传热速率为 Q=KSΔt，
而多效的传热速率 Qn=KSΣΔti(设 T1,T′n及 K,S相同 )。 很
明显, 由于 Δt>ΣΔti,将使 Q>Qn,即多效的生产能力小于单
效时的生产能力, 又因多效传热面积为单效时的 n倍, 因而
多效时生产强度远较单效时为小 。 可见多效蒸发是以牺牲
生产能力和生产强度为代价换取加热蒸汽的利用率 。
4.多效蒸发效数的限制和选择
(1)
随着效数的增加，总的有效温差因温度差损失的增加而减
小，除使设备生产强度降低外，在技术上受到总的有效温
差的限制，否则效数过多导致蒸发不能操作下去。根据生
产经验，分配到每效蒸发器的有效温差不应小于 7～ 10℃,
54602010年 5月 20日
(2)
随着效数的增加, 虽然 D/W在不断降低, 但这种降低不与
效数成正比而在逐渐减少 。 将单效增为双效时, 每蒸发
1kg/h水所需加热蒸汽降低率为 1 1-0 571 1=50%,而由
四效增为五效时, 这种降低率仅 0 3-0 270 3=10%,而
设备费用则几乎是成倍增加, 所以当增加的设备费已大于
减少的加热蒸汽费用时, 就再无必要增加效数 。 由此可看
出效数的增加在经济上也有一限制 。
(3)
根据以上分析，效数的确定在满足技术上的要求外，原则
上应根据设备费与操作费之和最小进行经济核算来选择最
佳效数。实际的蒸发过程，效数并不多。一般对电解质溶
液的蒸发，象 NaOH,NH4NO3等水溶液，因沸点升高较大
通常仅 2～ 3效；对非电解质溶液，如糖水溶液，有机溶液
等的蒸发，由于沸点升高较小采用 4～ 5效；海水淡化的温
差损失极小，可用 20～ 30效进行蒸发。
55602010年 5月 20日
7.5 蒸发器的工艺设计
1,确定适当的操作条件与操作方法
蒸发操作条件与操作方法主要根据溶液的性质, 生产任务,
产品质量要求和经济效益等方面综合考虑后进行确定 。 内
容包括加热蒸汽压强, 冷凝器压强；加压还是真空蒸发；
单效蒸发或者多效蒸发；多效蒸发效数, 流程等 。 一般应
在满足工艺要求的条件下通过经济核算, 多方案比较和结
合实际情况作出选择 。
2,选择合适的蒸发器型式和附属设备的型式
蒸发器型式的选择主要从溶液的特性和蒸发器主要性能 (见
表 7-1)两方面考虑。溶液的粘度是首要考虑的因素，其余有
溶液的浓度、浓缩比、热稳定性、是否有晶体析出、发泡
性、腐蚀性、结垢性等以及溶液处理量、设备造价、传热
效果等方面加以确定。
56602010年 5月 20日
3.对蒸发系统进行物料, 热量衡算, 确定加热蒸汽用量以及
传热面积
传热面积的计算要选择合适的传热系数 。 对多效蒸发, 通
过计算判断所选效数, 流程在技术上, 经济上是否可行合
理, 必要时对上述选择进行适当调整 。
4.蒸发器主要结构工艺尺寸的设计
以中央循环管式蒸发器为例介绍蒸发器主要结构尺寸的设
计计算方法。中央循环管式蒸发器主体为加热室和分离室；
加热室由直立的加热管束组成，管束中间为一根直径较大
的中央循环管；分离室是汽液分离的空间。其主要结构尺
寸包括：加热室和分离室的直径和高度；加热管和循环管
的规格、长度及在花板上的排列等。这些尺寸的确定取决
于工艺计算结果，主要是传热面积。
57602010年 5月 20日
(1)
25× 2 5mm,38× 2 5mm,57× 3
5mm等几种规格的无缝钢管, 长度一般为 0 6～ 6m。 管
子长度的选择应根据溶液结垢的难易程度, 溶液的起泡性
和厂房的高度等因素来考虑 。 易结垢和易起泡沫溶液的蒸
发宜采用短管 。
当加热管规格与长度确定后, 可由下式初估所需管数 n′
n′=Sπdo(L-0 1)
因加热管固定在管板上，考虑到管板厚度所占据的传热面
积，计算 n′时的管长用 (L-0 1)m。为完成传热任务所需的
最小实际管数 n只有在管板上排列加热管后才能确定。
58602010年 5月 20日
(2)
循环管的截面积是根据使循环阻力尽量减少的原则来考虑
的 。 其截面积可取加热管总截面积的 40%～ 100%,若以 Di
表示循环管内径,
πDi2/4=(0.4～ 1)n′πdi2/4
因而,Di=(0.4～ 1)n′di
对加热面积较小的蒸发器，应取较大的百分数。按上式计
算出 Di后，应从管规格表中选取管径相近的标准管，只要 n
与 n′相差不大，循环管的规格可一次确定。循环管的管长与
加热管相等，循环管的表面积不计入传热面积中。
59602010年 5月 20日
(3)
加热管的内径取决于加热管和循环管的规格, 数目及在管
板上的排列方式 。 加热管在管板上的排列方式有三角形排
列, 正方形排列, 同心圆排列, 而以三角形排列居多 。 管
心距 t为相邻两管中心线之间的距离, t一般为加热管外径的
1.25～ 1.5倍, 目前其值已标准化, 只要确定了管子规格,
相应的管心距则为确定值, 加热管内径和加热管数采用作
图法来确定, 具体作法略 。
(4)
分离室的直径与高度取决于分离室的体积, 而分离室的体
积又与二次蒸汽的体积流量及蒸发体积强度有关 。
分离室体积 V
V=WρU/3600
式中,W —— 某效蒸发的二次蒸汽量, kg/h
ρ—— 某效蒸发的二次蒸汽密度, kg/m3
U —— 蒸发体积强度, m3/(m3·s) ；一般允许值为 1.1～
1.5m3/(m3·s)。
60602010年 5月 20日
根据由蒸发工艺计算得到的各效二次蒸汽量, 再选取适当
的 U值, 即可得到 V。 但各效二次蒸汽量, 密度不同, 按上
式计算得到的 V值也不相同, 通常末效最大 。 为方便计, 各
效分离室的尺寸可取一致, 分离室体积宜取其中较大者 。
确定了分离室的体积后, 其高度与直径符合 V=πD2H/4关系,
(1)分离室的高度与直径之比 H:D=1～ 2。 对中央循环管式蒸
发器, 其分离室高度一般不小于 1.8m,以保证足够的雾沫
分离高度 。 分离室的直径也不能太小, 否则二次蒸汽流速
过大将导致雾沫夹带现象严重 。
(2)在条件允许时, 分离室直径应尽量与加热室相同, 这样
可使加热室结构简单, 制造方便 。
(3)
61602010年 5月 20日
本章要求
掌握：
?单效蒸发的计算
?多效蒸发的流程
?蒸发器生产能力、生产强度
了解：
?典型蒸发器的结构特点
?多效蒸发和单效蒸发的区别
?多效蒸发的工艺设计
62602010年 5月 20日
THE END
Thanks
第七章 蒸发
7.1 概 述
在化工、轻工、食品、医药等工业中，通过化学反应或物
理性操作过程经常得到一些含溶质的稀溶液，为了得到符
合标准的产品，常 将含有不挥发溶质的溶液沸腾汽化并移
出蒸汽，从而使溶液中溶质浓度提高的单元操作称为蒸发。
7.1.1 蒸发分离的依据
利用溶剂具有挥发性而溶质不挥发的特性使两者实现分离。
7.1.2 蒸发操作的目的
?获得浓缩的溶液，直接作为成品或半成品
?脱除溶剂。此过程常伴随有结晶过程
?去除杂质。
2602010年 5月 20日
7.1.3 蒸发操作的应用
在工业上,
(1)制取液体产品 。 例如电解食盐水得到的 NaOH稀溶液中,
含有约 18%的 NaCl,通过蒸发方法在除去大部分水的同时,
将 NaCl结晶而分离除去,
(2)生产固体产品 。 将稀溶液浓缩达到饱和状态, 然后冷却
使溶质结晶与溶液分离, 从而获得固粒产品 。 例如, 食盐精
制, 制糖, 制药等 。
(3)制取纯溶剂。采用蒸发方法使溶剂汽化并冷凝，使不挥
发性杂质分离而得到纯溶剂，例如海水淡化制取淡水等。
被蒸发的溶液可以是水溶液，也可以是其它溶液，而工业上
处理的溶液大多为水溶液，所以本章仅讨论水溶液的蒸发。
3602010年 5月 20日
用来进行蒸发的设备主要是蒸
发器和冷凝器，基本流程如图。
?蒸发器的作用是加热溶液使
水沸腾汽化，并移去，由加热
室和分离室两部分组成。
?加热室由传热管组成，
中央设置一循环管，加热
用的饱和水蒸汽在加热室
管间冷凝放热用于对管内
水溶液进行加热；
?分离室在加热室上部，
为一圆筒结构，使受热上
升的溶液在此汽化并将汽
液分离。
?冷凝器与蒸发器的分离室相
通，其作用是将产生的水蒸汽
冷凝而除去。
7.1.4 蒸发的流程
蒸发操作时，溶液由分离室
底部加入，沿中央循环管流
向加热室，在加热室垂直管
束内通过时与饱和蒸汽间接
换热，被加热至沸腾状态，
汽液混合物沿加热管上升，
达到分离室时蒸汽与溶液分
离。为与加热蒸汽相区别，
产生的蒸汽称为二次蒸汽，
二次蒸汽进入冷凝器被除去。
溶液仍在中央循环管与加热
管中进行循环，当达到浓度
要求后称为完成液，从蒸发
器底部排出。
冷凝水
加热蒸汽
料液
二次蒸汽
完成液 水
冷却水
不凝性气体
1.加热室 2.加热管
3.中央循环管
4.分离室 5.除沫器
6.冷凝器
4602010年 5月 20日
7.1.5 蒸发的分类
?按操作压强分,加压蒸发、常压蒸发、真空蒸发
真空蒸发的优点：
1.减压下溶液沸点 t1降低，使蒸发器的传热推动力 Δt=T-
t1增大，因而，对一定的传热量 Q，可节省蒸发器的传
热面积 S。
2.蒸发操作的热源可采用低压蒸汽或废热蒸汽，节省能
耗。
P↓,T ↓,Δt一定,Q不变
3.适于处理热敏性物料，即在高温下易分解、聚合或变
质的物料。
4.减少蒸发器的热损失。
真空操作的缺点：
1.溶液的沸点降低，使粘度增大，导致总传热系数下降
2.动力消耗大。因需要有造成减压的装置。
5602010年 5月 20日
?按蒸发方式分,自然蒸发、沸腾蒸发
?自然蒸发：溶液在低于溶液沸点的温度条件下汽化。
汽化只在溶液表面进行，汽化面积小，传热速率低，汽
化速率低
?沸腾蒸发：溶液在沸腾条件下汽化。汽化发生在溶液
的各个部位。汽化面积大，传热速率高，汽化速率高
?按二次蒸汽是否被利于分,单效蒸发、多效蒸发
?单效蒸发：将二次蒸汽直接冷凝，而不利用其冷凝热
的操作
?多效蒸发：将二次蒸汽引到下一蒸发器作为加热蒸汽，
以利用其冷凝热的串联操作
本章讨论沸腾传热
6602010年 5月 20日
7.1.6 蒸发的特点
从蒸发的过程可以看出，蒸发操作总是从溶液中分离出部
分溶剂，而过程的实质是传热壁面一侧的蒸汽冷凝与另一
侧的溶液沸腾间的传热过程，溶剂的汽化速率由传热速率
控制，故蒸发属于热量传递过程。同时，蒸发器也是一种
换热器。但蒸发操作和设备与一般的传热过程有所不同。
蒸发具有下述特点：
?传热性质：传热壁面一侧为加热蒸汽进行冷凝，另一侧
为溶液进行沸腾，故 属于壁面两侧流体均有相变化的恒温
传热过程 。
?溶液性质：有些溶液在蒸发过程中有晶体析出、易结垢
和产生泡沫；溶液的粘度在蒸发过程中逐渐增大，腐蚀性
逐渐加强。这些性质将影响设备的结构。
7602010年 5月 20日
?溶液沸点的改变 (升高 )：含有不挥发溶质的溶液，其蒸汽
压较同温度下纯水的低，即在相同的压强下，溶液的沸点
高于纯水的沸点，所以当加热蒸汽一定时，蒸发溶液的传
热温度差要小于蒸发水的温度差，两者之差称为温度差损
失，而且 溶液浓度越高，温度差损失越大
蒸发溶液温度差,Δt=T-t
蒸发纯水温度差,ΔtT=T-T’
∵ P一定时,t > T’ ∴ Δt< ΔtT
?泡沫挟带：二次蒸汽中常挟带大量泡沫，冷凝前必须设
法除去。否则既损失物料，又污染冷凝设备。
?能源利用：蒸发时产生大量二次蒸汽，含有许多潜热，
应合理利用这部分潜热。
8602010年 5月 20日
7.2 蒸发设备
7.2.1 常用蒸发器的结构与特点
蒸发器组成：
?加热室：加热溶液使之汽化
?分离室：分离二次蒸汽和完成液
化工生产中常用的间接加热蒸发器按加热室的结构和操作
时溶液的流动情况, 分为两大类：
?循环型 (非膜式 )
?单程型 (膜式 )
7.2.1.1 循环型 (非膜式 )
循环型蒸发器的特点是 溶液在蒸发器内作连续的循环运动,
溶液在蒸发器内停留时间长，溶液浓度接近于完成液浓度。
根据引起循环运动的原因，分为自然循环和强制循环型蒸
发器。
?自然循环：由于溶液在加热室不同位置上的受热程度
不同，产生密度差而引起的循环运动
?强制循环：依靠外力迫使溶液沿一个方向作循环运动
9602010年 5月 20日
1 中央循环管式 (标准式 )
加热室由垂直管束组成, 管束中心有一根直径
较大的中央循环管, 其截面积为其余加热管总
截面积的 40%～ 100%,如图 。
加热蒸汽,加热室管束环隙内
溶液,加热室管束及中央循环管内, 受
热时, 由于中央循环管单位体积溶液受
热面小, 使得溶液形成由中央循环管下
降, 而由其余加热管上升的循环流动 。
优点：
?溶液循环好
?传热效率高
?结构紧凑, 制造方便, 操作可靠
缺点：
?循环速度低
?溶液粘度大, 沸点高
?不易清洗
适于 处理结垢不严重, 腐蚀性小的溶液
10602010年 5月 20日
2 悬筐式蒸发器
加热室像个筐, 悬挂在蒸发器壳体
的下部, 可由顶部取出 。 加热蒸汽
由壳体上部进入加热室, 在管间放
热加热管内溶液使其上升, 而沿悬
筐外壁与蒸发器内壁间环隙通道向
下循环流动 。
优点：
?溶液循环速度高, 改善了管内
结构情况
?传热速率较高
缺点：
?设备费高
?占地面积大
?加热管内溶液滞留量大
适于 处理易结垢, 有晶体析出
的溶液
11602010年 5月 20日
3 外热式蒸发器
这种蒸发器将加热室与分离室
分开，采用较长的加热管，如
图示。
优点：
?降低了整个蒸发器的高度，
便于清洗和更换
?循环速度较高，使得对流
传热系数提高
?结垢程度小
适于 处理易结垢、有晶体析出、
处理量大的溶液
12602010年 5月 20日
4 列文蒸发器
特点是在加热室上部设置沸腾室, 加
热室中的溶液因受到附加液柱的作用,
必须上升到沸腾室才开始沸腾, 这样
避免了溶液在加热管中结垢或析出晶
体 。
优点：
?流动阻力小
?循环速度高
?传热效果好
?加热管内不易堵塞
缺点：
?设备费高
?厂房高, 耗用金属多
适于 处理有晶体析出或易结垢的溶液
13602010年 5月 20日
5
在加热室设置循环泵，使溶液
沿加热室方向以较高的速度循
环流动。
优点：
?循环速度高
?晶体不易粘结在加热管壁
?对流传热系数高
缺点：
?动力消耗大
?对泵的密封要求高
?加热面积小
适于 处理粘度大，易结垢、有
晶体析出的溶液。
14602010年 5月 20日
7.2.1.2 单程型 (膜式 )
单程型蒸发器的特点是溶液只通
过加热管一次蒸发即可达到要求
的浓度 。 溶液停留时间短, 操作
时沿加热管壁呈膜状流动, 适用
于热敏性物料的蒸发 。 由于操作
要求成薄膜流动且一次蒸发完成,
因此对设计和操作要求严格 。 根
据蒸发器内液体流动方向和成膜
原因的不同, 有以下几种型式
1
特点是加热室内的加热管细而长 。
溶液预热到接近沸点时由蒸发器底部
送入, 进入加热管时立即受热沸腾汽
化, 溶液在高速上升的二次蒸汽带动
下, 沿管壁边呈膜状向上流动边蒸发 。
到达分离室后, 完成液与二次蒸汽分
离后由分离室底部排出 。
适于 处理蒸发量较大的稀溶液, 热敏
性和易生泡沫的溶液；
不适于 浓度高, 粘度大, 有晶体析出
溶液的蒸发 。
15602010年 5月 20日
2 降膜蒸发器
它的加热室与升膜式类似, 但分离室
设置在下部, 见图 5-9。 溶液预热后
由加热室顶部加入, 经管端的液体分
布器均匀分配在各加热管内, 在重力
作用下沿管内壁呈膜状向下流动, 并
进行蒸发 。 汽液混合物从管下端流出,
在分离器内进行汽液分离后完成液由
分离室底部排出 。
这类蒸发器操作的关键是设置良好的
液体分布器，以保证溶液均匀成膜和
防止二次蒸汽从加热管顶部穿出。常
用的膜分布器见书。
适于 处理浓度、粘度较大的溶液
不适于 处理易结晶、结垢的溶液。
16602010年 5月 20日
3 升－降膜式蒸发器
蒸发器由升膜管束和降膜管束组
合而成，蒸发器的底部封头内有
一隔板，将加热管束分成两部分。
溶液由升膜管束底部进入，流向
顶部，然后从降膜管束流下，进
入分离室，得到完成液。
适于 处理浓缩过程中粘度变化大
的溶液、厂房有限制的场合。
17602010年 5月 20日
4 刮板薄膜蒸发器
它是在加热管内部安装一可旋转的搅
拌刮板, 刮板端部与加热管内壁间隙
固定在 0.75～ 1.5mm之间, 依靠刮板的
作用使溶液成膜状分布在加热管内壁
面上 。
溶液由蒸发器上部沿切线方向加入,
在重力和旋转刮板带动下, 在加热管
内壁上形成旋转下降的液膜, 在下降
过程中通过接收加热管外加热蒸汽夹
套中蒸汽冷凝热量而被不断蒸发, 底
部得到完成液, 二次蒸汽上升至顶部
经分离器后进入冷凝器 。
缺点：结构复杂，动力消耗大，传热
面积小，处理能力低。
适于处理易结晶、易结垢、高粘度的
溶液
18602010年 5月 20日
7.2.1.3 直接加热蒸发器
将一定比例的燃烧气与空气直
接喷入溶液中，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，蒸出的二次蒸汽
与烟道气一同由顶部排出。
优点：结构简单，不需要固定
的传热面，热利用率高
适于 处理易结垢、易结晶或有
腐蚀性的溶液。
不适于 处理不能被燃烧气污染
及热敏性的溶液。
19602010年 5月 20日
7.2.2 蒸发器的选型
蒸发器的结构型式很多，选用时应结合生产过程的蒸发任
务，选择适宜的蒸发器型式。选型时，一般考虑以下原则：
?溶液的粘度,蒸发过程中，溶液粘度变化的情况，是选
型时很重要的因素。
高粘度的溶液应选用对其适应性好的蒸发器，如强制循环
型、降膜式、刮板搅拌薄膜式等；
?溶液的热稳定性,热稳定性差的物料，应选用滞料量少，
停留时间短的蒸发器，如各种膜式蒸发器
?有晶体析出的溶液,选用溶液流动速度大的蒸发器，以
使晶体在加热管内停留时间短，不易堵塞加热管，如外热
式、强制循环蒸发器
?易发泡的溶液,泡沫的产生，不仅损失物料，而且污染
蒸发器，应选用溶液湍动程度剧烈的蒸发器，以抑制或破
碎泡沫，如外热式、强制循环式、升膜式等；条件允许时，
也可将分离室加大。
20602010年 5月 20日
?有腐蚀性的溶液,蒸发此种物料，加热管采用特殊材质
制成，或内壁衬以耐腐蚀材料。若溶液不怕污染，也可采
用浸没燃烧蒸发器
?易结垢的溶液,蒸发器使用一段时间后，就会有污垢产
生，垢层的导热系数小，从而使传热速率下降。
应选用便于清洗和溶液循环速度大的增大器，如悬筐式、
强制循环式、浸没燃烧式等
?溶液的处理量,溶液的处理量也是选型时应考虑的因素。
处理量小的，选用尺寸较大的单效蒸发，处理量大的，选
用尺寸适宜的多效蒸发。
总之，不同类型的蒸发器，各有其特点，它们对不同的溶
液的适应性也不相同。 P294表 5-1列出了蒸发器的一些主要
性能。应视具体情况，选用适宜的蒸发器。
21602010年 5月 20日
7.3 单效蒸发
已知条件：原料液流量 F(kg/h),原料液浓度 xo(质量分率 )和温
度 to(℃ ),完成液的浓度 x1(质量分率 )(生产要求 )
过程选定：加热蒸汽压强 p(或温度 T),冷凝器操作压强 p′(或温
度 T′)；
计算内容：单位时间内水分蒸发量 W(kg/h)，加热蒸汽用量
D(kg/h)，蒸发器的传热面积 S(m2)。
求解上述问题应用物料衡算方程、热量衡算方程和传热速率
方程。
22602010年 5月 20日
7.3.1 物料与热量衡算方程
7.3.1.1 物料衡算
如图以蒸发器为衡算范围，
取 1h为衡算基准，作物料衡
算：
总物料,F=W+G
溶质,Fx0=Gx1
蒸发室
加热室
W,T’,H’
F,x0,t0,h0
D,T,H
D,T,hw
G,x1,t1,h1
WF
Fx
x
x
x
FWFG
x
x
1FW
0
1
1
0
1
0
?
?
???
?
?
?
?
?
?
?
?
??
完成液组成：
完成液量：
得：水分蒸发量：
23602010年 5月 20日
7.3.1.2 热量衡算
以蒸发器为衡算范围, 衡算基准为 1h,对进出蒸发器的热量
DH+Fh0=WH′+(F-W)h1+Dhc+QL (7-1)
蒸发室
加热室
W,T’,H’
F,x0,t0,h0
D,T,H
D,T,hc
F-W
QL
G,x1,t1,h1
式中,H,H′,hc — 分别为加热蒸
汽, 二次蒸汽和冷凝水焓值, kJ/kg；
h0,h1 — 分别为原料液, 完
成液焓值, kJ/kg
QL — 蒸发器的热损失, W，
通常取传热量的百分数加以计算 。
在具体计算时，根据溶液特性分为两
种方法进行热量衡算求加热蒸汽用量。
24602010年 5月 20日
1.溶液的稀释热可以忽略
当溶液的稀释热不大, 可以忽略不计时, 溶液的焓值可用
比热计算 。 以 0℃ 的液体为基准, 则：
?原料液,h0=C0(t0-0)
?完成液,h1=C1(t1-0)
?冷凝水,hc=CW(T-0)
因此, 式 (7-1)
D(H- CWT)=WH′+(F-W)C1t1-FC0t0+QL (7-2)
式中两比热使用不便, 改用原料液比热 C0代替完成液比热
C1,溶液的比热可用以下经验公式计算：
C= Cw(1-x) + CBx
其中,Cw, CB－－分别为水和溶质的比热, kJ/kg。
25602010年 5月 20日
C0= Cw(1-x0) + CBx0=Cw+(CB-Cw)x0
C1= Cw(1-x1) + CBx1=Cw+(CB-Cw)x1
w01
1
0
w1
w0
1
0
WCFCC)WF(
)
x
x
-F ( 1W
CC
CC
x
x
????
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
?
物料衡算：
两式相比：
将上式代入式 (7-2) D(H- CWT)=WH′+(F-W)C1t1-FC0t0+QL中,
得：
D(H- CWT)=W(H′-Cwt1)+FC0(t1- t0)+QL
若冷凝液在饱和温度下排出, 且忽略溶液浓度变化对焓值的
影响, 即：
H- CWT=r
H′-Cwt1= r′ 则：
26602010年 5月 20日
〖 说明 〗
(1)从上式可以看出加热蒸汽提供的热量 Dr用于：
?将原料液由 t0升温到沸点 t1,FC0(t1-t0)
?蒸发水分,Wr′
?过程热损失,QL
(2)若原料液预热到沸点，即 t0=t1，并略去热损失,QL≈0，
则有 D/W=r’/r≈1，即每蒸发 1kg水分大约需要 1kg加热蒸汽，
实际过程有热损失，且常在 1.1左右。
e=D/W称为 单位蒸汽消耗量,为每蒸发单位质量水分时，
加热蒸汽的消耗量,kg/kg。 e值 是衡量蒸发装置经济程度
的指标 。
(3)当 x0<0.2时,C0=Cw(1-x0)
r
Q)tt(FC'WrD L010 ????
忽略稀释热时加热
蒸汽消耗量计算式
27602010年 5月 20日
例题 7-1
在连续操作的蒸发器中，将 2000kg/h的某无机盐水溶液由 0.1
浓缩到 0.3(均为质量分数 )。蒸发器的操作压力为 40kPa，相
应的溶液沸点为 80℃ 。加热蒸汽的压力为 200kPa。已知原料
液的比热为 3.77kJ/(kg·℃ )，蒸发器的热损失为 12000W。设溶
液的稀释热可以忽略，试求 1.水的蒸发量； 2.原料液分别为
30℃, 80℃, 120℃ 时的加热蒸汽消耗量。
解：
2 3 0 8 7 k J / k g2 2 0 5 k J / k g
802 0 0 k P aP 4 9 6
2.
1 3 3 3 k g / h)
0, 3
0, 1
-2 0 0 0 ( 1)
x
x
-F ( 1W
.1
1
0
、分别为
潜热℃的饱和水蒸汽的汽化、附录八：查
加热蒸汽消耗量
水的蒸发量
???
28602010年 5月 20日
，加热蒸汽消耗量愈小结论：原料液温度愈高
＋
℃。原料液温度为
＋
℃。原料液温度为
＋
℃。原料液温度为
h/kg1 2 8 0
2 2 0 5
1 0 0 0/3 6 0 01 2 0 0 0)01280(77.32 0 0 02 3 0 81 3 3 3
r
Q)tt(FC'Wr
D
120.c
h/kg1 4 1 7
2 2 0 5
1 0 0 0/3 6 0 01 2 0 0 0)8080(77.32 0 0 02 3 0 81 3 3 3
r
Q)tt(FC'Wr
D
80.b
h/kg1 5 8 8
2 2 0 5
1 0 0 0/3 6 0 01 2 0 0 0)3080(77.32 0 0 02 3 0 81 3 3 3
r
Q)tt(FC'Wr
D
30.a
L010
L010
L010
?
??????
?
???
?
?
??????
?
???
?
?
??????
?
???
?
29602010年 5月 20日
2.溶液稀释热不可忽略
对某些水溶液 (如 CaCl2,NaOH等 )在稀释时有显著的放热
效应, 因而蒸发时除供给汽化水分所需汽化潜热时, 还需
提供与稀释热相应的浓缩热, 且溶液浓度愈大, 温度愈高,
这种影响愈显著 。 因此式 (7-1)中的 h0,h1应由相应的焓浓
图查取, 计算结果才准确 。
据 (7-1)热量衡算式, 得加热蒸汽用量：
c
L01
hH
QFhh)WF('WHD
?
?????
若冷凝液在饱和温度下排出, (H-hc)=r为饱和蒸汽冷凝潜热,
kJ/kg。 因此：
r
QFhh)WF('WHD L01 ?????
30602010年 5月 20日
7.3.2 传热速率方程
Q=KAΔtm
据此计算蒸发器传热面积 A。 其中 Δtm, K, Q计算如下 。
7.3.2.1 平均温度差 Δtm
蒸发属两相均有相变的恒温传热过程，故传热的平均温度差
为 Δtm=T-t1
当加热蒸汽选定时，蒸发计算需知道溶液的沸点 t1，即可计算
传热温度差，在一定压强下，溶液的沸点 t1较纯水的沸点 T′高。
在实际生产中, 已知的是加热蒸汽的温度 T(或压强 p)和冷凝器
(或分离室 )二次蒸汽的温度 T′(或压强 p′)。 (T-T′)=ΔtT称为理论
传热温差 。
31602010年 5月 20日
由于各种原因导致溶液沸点升高使的实际传热温差 (T-t1)较
理论传热温差要小, 其差值称为温度差损失 Δ
Δ=ΔtT-Δt=(T-T’)-(T-t1)=t1-T′
因此实际传热温差 Δt=ΔtT-Δ，即只要已知温度差损失 Δ就可
得到实际传热温度差。
(1)因溶质存在, 使溶液沸点升高导致与纯水沸点之差 Δ’；
(2)蒸发器操作时需维持一定液位, 因加热管内液柱静压强
而使沸点升高 Δ’’
(3)二次蒸汽由蒸发器分离室流动到冷凝器 (或下一效蒸发器
加热室 )时产生压强降, 导致的温度差损失 Δ’’’(若 T′指分离
室温度时, Δ’’’=0)。
总的温度差损失为三项之和，即 Δ=Δ’+Δ’’+Δ’’’
32602010年 5月 20日
1.因溶液蒸汽压下降所引起的温度差损失 Δ′
设 tA为仅考虑因溶质存在时引起蒸汽压下降时溶液的沸点,
则 Δ′=tA-T′。 Δ值的大小与溶液的种类, 浓度以及操作压强
有关,
(1).经验估算法 (吉辛科法 )
对常压下由于蒸汽压下降而引起的沸点升高 Δa′进行修正用
于操作压强下的温度差损失 。
Δ′=fΔa′
式中,Δa′— 常压下由于溶液蒸汽压下降而引起的沸点升高, Δa′=tA-
100
tA — 常压下溶液的沸点, ℃,
f —校正系数, 无因次, f=0.0162(T′+273)2/r′
T′,r′ —分别为实际操作压强下二次蒸汽温度,℃ 和汽化潜
热,kJ/kg。
33602010年 5月 20日
(2).杜林规则 (Duhring’s rule)法 (直线规则法 )
杜林规则：说明溶液的沸点和相同压强下标准溶液沸点之
间呈线性关系。
由于纯水在各种压强下的沸
点容易获得，故一般选用纯
水为标准溶液，只要知道溶
液和水在两个不同压强下的
沸点，在直角坐标图中以溶
液沸点为纵标，以纯水沸点
为横标，以溶液浓度为参数，
即可得到一条直线。
因此，对一定浓度的溶液，只要知道它在两个不同压强下
的沸点，再查出相同压强下对应水的沸点，即可绘出该浓
度溶液的杜林直线，由此直线即可求得该溶液在其它压强
下的沸点。
溶
液
沸
点
，
℃
tA′
tA
纯水沸点,℃
tW′tW
C%
34602010年 5月 20日
溶
液
沸
点
，
℃
纯水沸点,℃
C%
求解方法有两种：
①查图法
已知 p→T′ →tA → Δ′=tA-T′
(② 截距法
在图中杜林直线上任选两点 M,N，
其对应压强分别为 pM,pN，对应压
强下溶液的沸点、水的沸点分别为
tA, tW, tA′,tW′，如图：
tA
T′
tA′
tA
tW′tW
M
N
则直线斜率为：
W
'
W
A
'
A
tt
ttk
?
??
若某压强下水的沸点 tW =0，则上式整理成截距计算式为：
tA =tA′- k tW′=ym
35602010年 5月 20日
浓度不同的溶液之杜林直线互不平行，但斜率 k与截距 ym均
为溶液质量浓度 x，即：
k=f(x)
ym=g(x)
如 NaOH水溶液：
k=1+0.142x
ym=150.75x2-2.71x
计算过程：
?据质量浓度 x计算 k,ym
?代入截距方程 ym = tA′- k tW′解的 tA′
?Δ′=tA-T′
36602010年 5月 20日
Δ′计算示例
例 7-2 在中央循环管蒸发器内将 NaOH水溶液由 10％浓缩到
20％，求：
(1)采用经验估算法计算 50kPa时溶液的沸点
(2)利用杜林直线采用查图法计算 50kPa时溶液的沸点
(3)利用杜林直线采用截距法计算 50kPa时溶液的沸点
解,(1)查 P358附录二十一得 20％ NaOH水溶液在 101.33kPa下
沸点升高值为 Δa’=8.5℃
查 P338附录十得 50kPa时水的饱和温度为 T’=81.2℃,水的汽
化热 r’=2304.5kJ/kg
8 8 1 9.05.2 3 0 4 )2732.81(0 1 6 2.0'r )273'T(0 1 6 2.0f
22
?????
∴ Δ’=fΔa’=0.8819× 8.5=7.5 ℃
溶液沸点,tA=Δ’+T’=7.5+81.2=88.7 ℃
37602010年 5月 20日
(2)据 50kPa下水的沸点为 81.2℃,查 P296“NaOH水溶液的杜
林线图”的 20％直线，得纵标，即溶液沸点 tA=88℃
(3)NaOH水溶液杜林直线：
k=1+0.142x=1+0.142× 0.2=1.028
ym=150.75x2-2.71x=150.75× 0.22-2.71× 0.2=5.488
∵ ym = tA′- k tW′
∴ tA′= ym+ k tW′=5.488+1.028× 81.2＝ 88.96 ℃
38602010年 5月 20日
2.因加热管内液柱静压强而引起的温度差损失 Δ’’
某些蒸发器的加热管内积有一定高度的液位, 使得液面以
下液体承受更大的压强, 因而导致沸点升高 。 液层内部沸
点与表面沸点之差即为因加热管内液柱静压强而引起的温
度差损失 Δ’’。 一般计算时取液层中部平均压强 pm下对应的
沸点 tpm为依据 。 设分离室压强为 p′Pa,液面高度为 L m,则
对应的温度差损失,Δ″=tpm-tp′
式中,tpm — 压强 pm下水的沸点, ℃ (因溶液沸点难于查取,
故取该压强下纯水沸点近似作为溶液沸点 )
tp′— 与二次蒸汽压强 p′对应的水的沸点, ℃
ρ— 液体密度, kg/m3。
2
gL'pp
m
???
39602010年 5月 20日
3.由于管路流动阻力而引起的温度差损失 Δ’’’
二次蒸汽由分离室流到冷凝器 (或下一效加热室 )时, 因管
道流动阻力使二次蒸汽的压强有所降低, 温度也相应下降,
由此引起的温度差损失即为 Δ’’’。 因二次蒸汽 产生的压强降,
随管路的布置情况而异, 其计算较繁 。 通常根据生产经验
值选取：
?单效蒸发：二次蒸汽 蒸发器 →冷凝器 Δ’’’=1～ 1.5℃ 。
?多效蒸发：二次蒸汽 蒸发器 →冷凝器 Δ’’’=1～ 1.5℃ 。
?多效蒸发：二次蒸汽 蒸发器 →下一效加热室 Δ’’’=1℃ 。
在三种温差损失的计算中，以 Δ′为最大，为一主要影响因
素。
40602010年 5月 20日
7.3.2.2 总传热系数 K
公式计算：
?选用经验值
?现场查定
7.3.2.3 蒸发器的热负荷 Q
条件不同，热负荷的计算也不同，若加热蒸汽在饱和温度下
排出
?稀释热不可以忽略时,Q=Dr= WH′+(F-W)h1- Fh0 +QL,W
?稀释热可以忽略时,Q=Dr= Wr′+ FCp0(t1- t0) +QL,W
?7.3.2.4 传热面积 A
1
o
so
m
o
i
o
si
ii
o 1R
d
bd
d
dR
d
dK ?
???
?
???
?
????????
mtK
QA
?
?
41602010年 5月 20日
单效蒸发计算示例
例 5-2 将 10%的 NaOH水溶液蒸发到 45%,处理量为 1800kg/h，
原料液温度 60℃, 比热为 3.4kJ/kg·℃, 加热蒸汽和分离室
压强分别为 400kPa和 50kPa,蒸发器内液面高度为 2m,溶
液平均密度为 1400kg/m3,总传热系数 Ko为 1500W/(m2·℃ )，
若热损失为传热量的 10%,忽略稀释热, 试计算加热蒸汽
消耗量, 水分蒸发量, 产品量及所需传热面积 。
解：查附表十：
p=400kPa下蒸汽 T=143.4℃, r=2138.5kJ/kg
p′=50kPa下二次蒸汽 T′=81.2℃, r′=2304.5kJ/kg
(1)
(2)产品量 G=(F-W)=1800-1400=400kg/h
h/kg1 4 0 0
45.0
1.011 8 0 0
x
x1FW
1
0 ??
?
??
?
? ??
???
?
???
? ??
42602010年 5月 20日
(3)
Dr=Wr′+FCp0(t1-t0)+QL
∵ QL=0.1Dr ∴ Dr=1.1[Wr′+ FCp0(t1-t0)]/r
其中,t1=T’+Δ=81.2+Δ’+Δ’’Δ’’’
① Δ’
因溶液在蒸发器中循环接近完成液, 故取 x=0.45
k=1+0.142x=1+0.142× 0.45=1.0639
ym=150.75x2-2.71x=150.75× 0.452-2.71× 0.45=29.31
∵ tA′= ym+ k tW′
∴ Δ’ =tA′- tW′ = ym+ (k-1) tW′
= 29.31 +(1.0639-1)× 81.2=34.5℃
单效蒸发计算示例
43602010年 5月 20日
单效蒸发计算示例
② Δ’’的计算：
查得,pm=63.73kPa下水沸点 tpm=87.2℃
Δ″=tpm-tp′=87.2-81.2=6.0℃
③ 取 Δ’’’=1.2℃
t1=81.2+34.5+6.0+1.2=122.9℃ 故：
D=1.1× [1400× 2304.5+1800× 3.4× (122.9-60)]/2138.5=1858kg/h
(4)
传热量,Q=Dr=1858× 2138.5/3600=1103.7 kW
k P a73.631 0 0 02 281.91 4 0 0502gL'pp m ?? ???????
2
1o
o m36)9.1224.143(1 5 0 0
1 1 0 3 7 0 0
)tT(K
QS,?
?????传热面积
44602010年 5月 20日
7.3.3
7.3.3.1
1.蒸发器的生产能力用单位时间内蒸发的水分量表示, 即
蒸发量 W(kg/h)
可见生产能力与蒸发器传热面积，传热系数，原料液温度，
操作条件，热损失等用关，它笼统地表示蒸发器生产量的
大小，但不能确切表示蒸发器和蒸发过程的优劣程度。
2.蒸发器生产能力的大小取决于通过传热面的传热速率 Q，
因此也可以用蒸发器的传热速率来衡量其生产能力：
Q=KSΔt＝ KS(T-t1)
'r
Q)tt(FCtSKW L010pmoo ?????
45602010年 5月 20日
说明：
1.当 t1＝ t0时，即原料液在沸点下进入蒸发器时：
Q=Wr’：表明通过传热面所传递的热量全部用于蒸发水分
W ∝ Q,表明蒸发器的生产能力和传热速率成正比
2.当 t0 < t1时，即原料液在低于沸点下进入蒸发器时：
Wr’<Q,W↓,表明消耗部分热量将冷溶液加热至沸点，降
低了蒸发器的 生产能力
3.,当 t0 > t1时，即原料液在高于沸点下进入蒸发器时：
Wr’>Q,W↑,表明由于部分原料液的自动蒸发 (闪蒸 )，使
蒸发器的 生产能力有所增加
稀释热可以忽略，且热损失不计时：
Q=Wr’+FCp0(t1-t0)
〖 结论 〗 进料温度 t0越高，则蒸发器生产能力 W越大
46602010年 5月 20日
二、蒸发器的蒸发强度 U
指单位传热面积上单位时间内蒸发的水分量, kg/m2·h即：
U是评价蒸发器在一定操作条件下性能优劣的重要指标 。
影响因素主要为总传热系数和传热温度差。
∵ 操作条件下 r’为常量
r'
tK
U
tKAW r 'Q
A
W
U
?
??
?
?
?
?
?
???
?
：沸点进料，热损失忽略
定义式：
??
??
?
?
?
??
?
? U
t
K
因此，提高蒸发器的生产强度的途径有二：
47602010年 5月 20日
提高蒸发器的生产强度的途径
1.提高传热温度差 Δt
Δt=T-t1，方法：
?提高加热蒸汽的压强 。加热蒸汽压强越高，对应饱和温
度就越高，一般为 0.3～ 0.5MPa，不超过 0.8MPa，但受到供
汽条件限制
?增大冷凝器的真空度,使溶液沸点 t1降低。但此法增加了
真空泵的功率消耗，且因溶液的沸点降低，使其粘度增高，
导致沸腾传热系数下降。也受限制
2.增大总传热系数 K
?增大管内对流传热系数 αi
?减少管内侧污垢热阻
?定期清洗
?选用适宜的蒸发器型式
?采取强制循环，
?改进蒸发器结构，
?产生的晶体及时与溶液分离
48602010年 5月 20日
7.4 多效蒸发
在单效蒸发中, 蒸发 1kg水分需消耗 1kg多的加热蒸汽, 在
大规模生产中为了节省蒸汽用量, 同时也为了使析出的晶
体及时与溶液分离, 一般采用多效蒸发 。 多效蒸发的操作
原理是：将前一效产生的二次蒸汽作为后一效的加热蒸汽,
这样仅第一效需要消耗生蒸汽, 同时要求后一效的操作压
强和溶液的沸点相应降低, 这时引入的二次蒸汽才仍能起
到加热作用, 则后一效的加热室成为前一效的冷凝器 。 如
此将多个蒸发器串联起来一同操作的过程, 组成了多效蒸
发操作流程 。
采用多效蒸发的优点是 ① 降低能耗 。 由于各效 (末效除外 )
的二次蒸汽都作为下一效蒸发器的加热蒸汽, 因而提高了
加热蒸汽的利用率； ② 便于分离晶体 。 当蒸发过程溶液有
晶体析出时, 可使晶体在某一效间析出, 然后与溶液分离
后继续蒸发, 这样就避免了单效操作时晶粒和完成液一起
排出, 可减少结垢, 磨损现象, 同时提高对流传热系数 。
③ 可强化传热过程提高蒸发效率 。
49602010年 5月 20日
溶液的流向与蒸汽相同, 均由第一效顺序流至末效的
蒸发流程, 称为并流加料流程, 如图 。
7.4.1
完成液
冷却水
原料液
不凝气
加热蒸汽
水
1.并流加料流程
优点：
1.由于后一效操作压强低于前一效，故溶液的输送靠效间压强差
2.由于后一效溶液的沸点低于前一效，故前一效溶液进入后一效
时，会因过热而自行蒸发，可使后一效产生较多的二次蒸汽，即
水分蒸发量多；
缺点：
，致使溶液粘度增大较快，使传热系数逐效下降，传
热效果一效不如一效。
适于：
50602010年 5月 20日
2.逆流加料流程
溶液的流向与蒸汽相反，由第末效流至第一效
的蒸发流程，称为逆流加料流程，如图。
优点：
随着溶液浓度的逐效提高，温度也相应升高，因而各效
溶液粘度大致接近，所以各效传热系数差别不大；
缺点：
1.
2.各效进料温度均低于沸点，产生的二次蒸汽量较并
流法少。
适于：
51602010年 5月 20日
3.平流加料流程
溶液分别由各效加入并排出完成液，各效溶液流向互相
平行的流程称为平流加料流程，如图 5-19。
适于：
在实际蒸发
中，除了采用
这些基本流程
外，常根据具
体情况进行合
52602010年 5月 20日
7.4.2
7.4.2.1 溶液的温度差损失
若单效和多效蒸发操作条件 (即加热蒸汽压强和冷凝器的操
作压强 )相同时, 其理论传热温差相同而和效数无关, 多效
蒸发只是将此传热温差分配到各效而已 。 由于多效蒸发的
每一效中都存在传热温差损失, 因而总的有效传热温差必
小于单效时, 使得传热推动力下降 。 效数愈多, 总有效温
差愈小, 当效数增加到一定程度时, 可使总有效温度差为
零, 此时蒸发将无法进行, 即为效数的最大极限 。
7.4.2.2 加热蒸汽的经济性
当蒸发水分量相同时，多效蒸发所需加热蒸汽消耗量比单
效明显减少，因而提高了加热蒸汽的利用率，即经济性。
因此在蒸发大量水分时，应采用多效。
53602010年 5月 20日
3.蒸发器的生产能力和蒸发强度
无论是生产能力还是生产强度, 其大小取决于蒸发器的传
热速率, 当操作条件一定时, 单效的传热速率为 Q=KSΔt，
而多效的传热速率 Qn=KSΣΔti(设 T1,T′n及 K,S相同 )。 很
明显, 由于 Δt>ΣΔti,将使 Q>Qn,即多效的生产能力小于单
效时的生产能力, 又因多效传热面积为单效时的 n倍, 因而
多效时生产强度远较单效时为小 。 可见多效蒸发是以牺牲
生产能力和生产强度为代价换取加热蒸汽的利用率 。
4.多效蒸发效数的限制和选择
(1)
随着效数的增加，总的有效温差因温度差损失的增加而减
小，除使设备生产强度降低外，在技术上受到总的有效温
差的限制，否则效数过多导致蒸发不能操作下去。根据生
产经验，分配到每效蒸发器的有效温差不应小于 7～ 10℃,
54602010年 5月 20日
(2)
随着效数的增加, 虽然 D/W在不断降低, 但这种降低不与
效数成正比而在逐渐减少 。 将单效增为双效时, 每蒸发
1kg/h水所需加热蒸汽降低率为 1 1-0 571 1=50%,而由
四效增为五效时, 这种降低率仅 0 3-0 270 3=10%,而
设备费用则几乎是成倍增加, 所以当增加的设备费已大于
减少的加热蒸汽费用时, 就再无必要增加效数 。 由此可看
出效数的增加在经济上也有一限制 。
(3)
根据以上分析，效数的确定在满足技术上的要求外，原则
上应根据设备费与操作费之和最小进行经济核算来选择最
佳效数。实际的蒸发过程，效数并不多。一般对电解质溶
液的蒸发，象 NaOH,NH4NO3等水溶液，因沸点升高较大
通常仅 2～ 3效；对非电解质溶液，如糖水溶液，有机溶液
等的蒸发，由于沸点升高较小采用 4～ 5效；海水淡化的温
差损失极小，可用 20～ 30效进行蒸发。
55602010年 5月 20日
7.5 蒸发器的工艺设计
1,确定适当的操作条件与操作方法
蒸发操作条件与操作方法主要根据溶液的性质, 生产任务,
产品质量要求和经济效益等方面综合考虑后进行确定 。 内
容包括加热蒸汽压强, 冷凝器压强；加压还是真空蒸发；
单效蒸发或者多效蒸发；多效蒸发效数, 流程等 。 一般应
在满足工艺要求的条件下通过经济核算, 多方案比较和结
合实际情况作出选择 。
2,选择合适的蒸发器型式和附属设备的型式
蒸发器型式的选择主要从溶液的特性和蒸发器主要性能 (见
表 7-1)两方面考虑。溶液的粘度是首要考虑的因素，其余有
溶液的浓度、浓缩比、热稳定性、是否有晶体析出、发泡
性、腐蚀性、结垢性等以及溶液处理量、设备造价、传热
效果等方面加以确定。
56602010年 5月 20日
3.对蒸发系统进行物料, 热量衡算, 确定加热蒸汽用量以及
传热面积
传热面积的计算要选择合适的传热系数 。 对多效蒸发, 通
过计算判断所选效数, 流程在技术上, 经济上是否可行合
理, 必要时对上述选择进行适当调整 。
4.蒸发器主要结构工艺尺寸的设计
以中央循环管式蒸发器为例介绍蒸发器主要结构尺寸的设
计计算方法。中央循环管式蒸发器主体为加热室和分离室；
加热室由直立的加热管束组成，管束中间为一根直径较大
的中央循环管；分离室是汽液分离的空间。其主要结构尺
寸包括：加热室和分离室的直径和高度；加热管和循环管
的规格、长度及在花板上的排列等。这些尺寸的确定取决
于工艺计算结果，主要是传热面积。
57602010年 5月 20日
(1)
25× 2 5mm,38× 2 5mm,57× 3
5mm等几种规格的无缝钢管, 长度一般为 0 6～ 6m。 管
子长度的选择应根据溶液结垢的难易程度, 溶液的起泡性
和厂房的高度等因素来考虑 。 易结垢和易起泡沫溶液的蒸
发宜采用短管 。
当加热管规格与长度确定后, 可由下式初估所需管数 n′
n′=Sπdo(L-0 1)
因加热管固定在管板上，考虑到管板厚度所占据的传热面
积，计算 n′时的管长用 (L-0 1)m。为完成传热任务所需的
最小实际管数 n只有在管板上排列加热管后才能确定。
58602010年 5月 20日
(2)
循环管的截面积是根据使循环阻力尽量减少的原则来考虑
的 。 其截面积可取加热管总截面积的 40%～ 100%,若以 Di
表示循环管内径,
πDi2/4=(0.4～ 1)n′πdi2/4
因而,Di=(0.4～ 1)n′di
对加热面积较小的蒸发器，应取较大的百分数。按上式计
算出 Di后，应从管规格表中选取管径相近的标准管，只要 n
与 n′相差不大，循环管的规格可一次确定。循环管的管长与
加热管相等，循环管的表面积不计入传热面积中。
59602010年 5月 20日
(3)
加热管的内径取决于加热管和循环管的规格, 数目及在管
板上的排列方式 。 加热管在管板上的排列方式有三角形排
列, 正方形排列, 同心圆排列, 而以三角形排列居多 。 管
心距 t为相邻两管中心线之间的距离, t一般为加热管外径的
1.25～ 1.5倍, 目前其值已标准化, 只要确定了管子规格,
相应的管心距则为确定值, 加热管内径和加热管数采用作
图法来确定, 具体作法略 。
(4)
分离室的直径与高度取决于分离室的体积, 而分离室的体
积又与二次蒸汽的体积流量及蒸发体积强度有关 。
分离室体积 V
V=WρU/3600
式中,W —— 某效蒸发的二次蒸汽量, kg/h
ρ—— 某效蒸发的二次蒸汽密度, kg/m3
U —— 蒸发体积强度, m3/(m3·s) ；一般允许值为 1.1～
1.5m3/(m3·s)。
60602010年 5月 20日
根据由蒸发工艺计算得到的各效二次蒸汽量, 再选取适当
的 U值, 即可得到 V。 但各效二次蒸汽量, 密度不同, 按上
式计算得到的 V值也不相同, 通常末效最大 。 为方便计, 各
效分离室的尺寸可取一致, 分离室体积宜取其中较大者 。
确定了分离室的体积后, 其高度与直径符合 V=πD2H/4关系,
(1)分离室的高度与直径之比 H:D=1～ 2。 对中央循环管式蒸
发器, 其分离室高度一般不小于 1.8m,以保证足够的雾沫
分离高度 。 分离室的直径也不能太小, 否则二次蒸汽流速
过大将导致雾沫夹带现象严重 。
(2)在条件允许时, 分离室直径应尽量与加热室相同, 这样
可使加热室结构简单, 制造方便 。
(3)
61602010年 5月 20日
本章要求
掌握：
?单效蒸发的计算
?多效蒸发的流程
?蒸发器生产能力、生产强度
了解：
?典型蒸发器的结构特点
?多效蒸发和单效蒸发的区别
?多效蒸发的工艺设计
62602010年 5月 20日
THE END
Thanks
