氯化钠蒸发结晶器

氯化钠蒸发结晶器
项目设计咨询：安工
QQ：
蒸发结晶而获得纯度较高的固态氯化钠产品。

其生产过程一般有下列四大工序组成：
（1）原水的制备；
（2）原水精制；
（3）蒸发结晶；
（4）氯化钠晶体的分离、干燥、包装。

根据蒸发结晶方式，目前世界上精制盐的生产方法大致可分为三大类，即：多效蒸发结晶法，蒸汽压缩法（热泵法）及多效闪急蒸发法。

其中，多效蒸发法应用最为广泛，是目前主要的生产方法。

多效蒸发结晶系统一般采用四至五效，因通常有数效蒸发器处于负压状态操作，又称作“多效真空蒸发法”.
蒸发与氯化纳结晶
氯化钠的溶解度随温度变化影响非常小，因此以水溶液为原料生产精制盐的过程是通过蒸发使溶剂（水）汽化，料液不断浓缩，氯化钠浓度不断增大，直至达到过饱和而结晶析出。

即氯化钠结晶所要求的过饱和度是通过蒸发水分而获得的。

这个过程涉及到传热与蒸发，结晶，相平衡等方面的基础理论，是真空制盐生产的最主要的工序。

1．多效蒸发流程
在单效蒸发器中每蒸发1kg的水要消耗比1kg多一些的加热蒸汽。

在工业生产中，蒸发大量的水分必须消耗大量的加热蒸汽。

为了减少加热蒸汽消耗量，可采用多效蒸发操作。

多效蒸发时，要求后效的操作压强和溶液的沸点均较前效为低，因此可以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是在负压（真空）条件下操作
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，故提高
了生蒸汽的利用率，即经济性。

表3-3列出了最小的（D/W）min。

表中：D—生蒸汽量
W—蒸发水量
真空盐多效蒸发系统通常由4～5台蒸发器及真空系统组成，按蒸汽流向，依次为I效，II效，III效……蒸发器。

锅炉蒸汽（生蒸汽）通入首效（I效）蒸发器的加热室，通过加热管与卤水进行热交换。

加热蒸汽释放热量被冷凝为液态水，由加热室下部排出，返回锅炉。

蒸发器内的卤水则在加热室被加热至过热状态后进入蒸发室。

过热的卤水在蒸发室内急剧沸腾汽化。

卤水部分汽化，产生的蒸汽称作“二次蒸汽”，引入II效蒸发器的加热室，作为热源使II效蒸发器内的卤水被加热，部分汽化，产生II效“二次蒸汽”，用作III效的热源，依次类推直至末效蒸发器。

末效二次蒸汽则有真空系统引出。

按卤水加料方式不同，常见的多效蒸发操作流程有以下几种：
1）并流（顺流）加料法
图3-14 并流加料的四效蒸发装置流程示意图
并流（顺流）加料蒸发流程的原料液与蒸汽的流向相同，都由第一效顺序流至末效。

原料液进入第一效，浓缩后排入第二效，依次流过后面各效，被不断浓缩。

完成液由末效取出。

并流加料的四效蒸发装置流程见图3-14。

当蒸发过程中有晶体析出时，根据具体情况，晶体可与料液一起输送流动，
依次进入后面各效，也可以在每一效蒸发室底部设置排盐脚，分效排出。

并流加料法的优点为：由于后效蒸发室的压强比前效低，料液在效间输送可利用效间压差，不必另外用泵。

此外，由于后效料液的沸点较前效为低，故前效料液进入后效时，会因过热而自动蒸发（自蒸发或闪发），因而可以多产生一部分二次蒸汽。

并流加料的缺点为：由于后效料液的浓度较前效高，温度又较低，所以沿料液流动方向的浓度、黏度等物性参数逐渐增高，致使传热系数逐渐降低。

这种情况在后二效中尤为明显。

盐硝联产法生产真空盐装置即采用顺流加料，分效排盐流程。

2）逆流加料法
图3-15 逆流加料的四效蒸发装置流程示意图
图3-15为四效逆流加料流程。

原料液有末效进入，用泵依次输送至前效，完成液由第一效取出。

加热蒸汽的流向仍是由首效依次流向末效。

因蒸汽和料液流动方向相反，故称为逆流加料法。

逆流加料法蒸发流程的主要优点是溶液的浓度沿流动方向不断提高，同时温度也逐渐上升，因此各效溶液的粘度较为接近，使各效传热系数差异减小。

缺点是各效间料液需用泵输送，能量消耗较大。

且因各效进料温度均低于沸点，与并流加料法相比，产生的二次蒸汽量较小。

3）平流加料法
图3-16 平流加料的四效蒸发装置流程示意图
平流加料法多效蒸发流程如图3-16所示。

原料液分别加入各效中，完成液也分别自各效取出。

蒸汽的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有结晶析出的溶液，可避免夹带晶体的料液在效间输送。

4）错流加料法
多效蒸发装置除以上几种流程外，生产中还可以根据具体情况采用上述三种流程中的两种或三种相结合的流程。

如平流与逆流结合，顺流与逆流结合等。

这种混合型流程也称作错流加料法流程。

一、多效蒸发的计算
在多效蒸发计算中，一般来说，已知条件是：原料液的流量、浓度和温度；加热蒸汽的压强；冷凝器的真空度；完成液的浓度等。

需要求算的项目是：生蒸汽的消耗量；各效的蒸发量；各效的传热面积。

有时需求算各效浓缩率。

解决上述问题的方法是采用蒸发系统的物料衡算、热量衡算和传热速率方程式。

建立多元方程组求解。

多效蒸发系统中，效数越多，变量（未知数）的数目也就越多。

若将描述多效蒸发过程的方程组，用手算联立求解则是很繁琐和困难的。

为此，经常先作一些合理的简化和假定，然后进行计算。

1．确定蒸发工艺流程
以较为简单的四效平流加料、分效排出、各效冷凝水作本效预热蒸发流程为例。

其工艺流程见图3-17 。

去真空系统
图3-17 四效平流加料、分效排出流程示意图
2．总物料衡算
首先，确定计算基准。

计算可以单位产品质量、单位原料质量、单位时间产品质量及单位时间原料质量等为计算基准。

原则上任意一种都可选用，而且可以互相换算。

由于蒸发系统计算需物料衡算与热量衡算结合进行，采用单位时间产量为计算基准较为方便。

1） 每小时产盐量G 0：
tot
T G
G =
0 …………………………………………………（1） 式中： G 0— 单位时间盐产量 [kg /h] G — 年产量 [kg / a]
T tot — 年工作小时数 [h / a]
2） 每小时耗卤量F 0，总蒸发水量W 0，母液量M ： 通过物料衡算求得： 总物料衡算 F 0 = W 0 + G 0 + M (2)
对NaCl 衡算
m N s N x M x G x F ⋅+⋅=⋅000 (3)
或
η
N
G x F ⋅=
000.
对水衡算
HM H x M W x F ⋅+=⋅0 (4)
式中： F 0— 耗卤量 [kg / h]
W 0— 总蒸发水量 [kg / h] M — 母液量 [kg / h] x s — 产品中NaCl 含量 [%]
x — 溶液组成 [kg / m 3] 或 [%] 下标： N — 表示NaCl 含量
H — 表示水的含量 0 — 表示原料 M — 表示母液 例 X HM — 母液中水的含量 [kg / m 3] 或 [%]
3） 蒸发系统蒸发水量W ，干燥水分量W d
设离心机分离所得湿盐含水量为 E [%]
由含湿量定义： 0
G W W E d d
+=
得：
01G E
E
W d ⋅-=
........................（5） d W W W -=0 (6)
式中： W 0— 总蒸发水量 [kg / h] W d — 干燥水分量 [kg / h]
G 0— 单位时间盐产量 [kg/h]
4） 蒸发系统排出盐浆量 J
设：盐浆股液比（wt ）为 θ
M
L G 0
=
θ ………………………………………（7） 式中： L M — NaCl 结晶夹带母液量 [kg /kg]
则： θ
G L M =
(8)
蒸发系统排出盐浆J ：
001G L G J M ⋅+=+=θ
θ
(9)
3．系统工艺计算
采用物料衡算热量衡算结合的系统工艺计算可确定蒸发系统各效、预热器、闪发器等设备的物料流量及热传递量。

1）设定操作条件：
（1）压差分配：
首先确定首效加热蒸汽压强P0和末效二次蒸汽压强P4，然后进行压差或温差分配。

制盐工业中常采用压差分配对各效操作参数作初步配置，再通过各效有效温差调整。

压差分配常采用下列经验参数：
一效生蒸汽压强
P[MPa] 根据实际情况选定。

3 4
0 2
3
0 1
20
1
3.0
0875
.0
35
.0
25
.0 5.0
5.0
P
P
P P
P
P P
P P
P
==
==
=
=
式中：P—各效二次蒸汽压强[MPa]
下标表示效数。

由于除了多组分卤水原料外，制盐生产蒸发系统中各效温差损失相差不大，在压差分配后，可根据各效间温差加以调整。

（2）温差损失
制盐蒸发器温差损失主要由料液沸点升造成，此外静压差、料液过热、管路阻力等也是造成温差损失的因素。

范例一：环氧氯丙烷含盐废水处理 生产规模及产品质量指标
1、生产规模：
进料流量：40t/h 原液浓度温度：40℃ 冷却水进口温度：低于35℃ 蒸发结晶原理及设备选型 生产工艺流程图
底流
一、蒸发装置选型:
一、工艺流程简述：条件：需方的含盐废水含盐量为18%左右，水质澄清、透
明。

通过废水蒸发器的浓缩，将其中的盐份结晶出来。

含盐的晶浆用离心机甩干，母液返回到蒸发器继续蒸发，盐返回氯碱工段。

二、方案：
主要设计过程:
计算：
生蒸汽压力0.6ＭＰａ（表压），一效加热室蒸汽温度为160℃，
考虑回收甘油
四效工段总蒸水量为：30000ｋｇ／ｈ。

主要操作条件:
换热器的换热管直径综合考虑物料衡算和物料性能后确定直径为38 mm，它既可以满足物料的顺利流通，又可以避免物液积存后造成换热面结晶、结疤而无法脱落，有效地提高了传热系数，降低了清洗频率。

冷凝器的计算：
二次气的温度为54℃，冷却水的进口温度３２℃，出口温度４２℃。

冷却水需要量：
Ｌ＝600ｍ３／ｈ
考虑富裕系数:
配置,冬季ISW扬程19.5米,流量600ｍ３／ｈ,55kw
夏季多开一个泵ISW200-250扬程20米,流量200ｍ３／ｈ, 18.5kw 真空泵选择：真空泵，抽气量640ｍ３／ｈ.
（2）机泵
方案中用到的机泵如表2-4所示。

表2-4 机泵汇总表
设备及控制仪表
采用：强制循环蒸发器是依靠外加力——循环泵使液体进行循环。

液
体在加热管内的循环流速在2.1米/秒，加热管是立式单程。

循环泵的扬
程要与循环系统的阻力匹配，一般是流量大扬程低。

轴流泵的结构：
HZW系列轴流泵是卧式、单级、单吸、轴流式，适合应用于大流量、低扬程的场合，特别适合用于制盐、制碱的强制循环系统之中。

▲叶轮：叶轮叶片为开式,
▲叶轮螺母结构：采用具有防松结构的叶轮螺母，增强泵的安全性。

▲轴封：采用双端面机械密封。

▲轴承：采用径向及止推滚动轴承。

轴承的润滑方式为稀油润滑，轴承箱体带水（油）冷却，延长轴承使用寿命；
▲法兰：法兰标准按照JB82-59；设计压力1.0Mpa；
泵体基体材质为铸铁铸造（设计压力：1.0MPa），使用寿命确保3年以上。

叶轮、轴套采用316材质，叶轮的紧固形式采用螺旋式紧固。

机械密封采用双端面机械密封（PLAN54）,轴基体材质为40CrMo。

母液过饱和度的消失，需要一定的结晶表面。

固液比高，结晶表面积大，过饱和度消失将较完全。

这样不仅可使已有结晶长大，且可防止过饱和度积累，减少细晶出现，故应保持适当的固液比。

晶浆固液比可以通过调节循环量来实现，因此选择适宜的循环母液量，也就是选择合适的结晶循环泵至关重要。

出料处有大量晶体析出，很容易在输送时堵塞出料泵，因此，选择适宜的出料型式为重力利用设备高差自然出料。

其他:蒸发器及挥发器采用液位自动控制，操作简单可靠运行稳定。

设备占地空间尺寸为长×宽×高：30×8×16m。

设备表
范例二：纤维素含盐废水处理
纤维素废水脱盐处理工艺投入运行目前在纤维素行业企业每生产一吨纤维素就要产生约5吨的含盐废水。

废水中含有高浓度的氯化钠并含有部分醇及纤维素。

如果不经过治理而直接排放大量污水渗入地下水层就会对地下水源造成严重的污染破坏生态环境、危害人类健康。

由于纤维素废水中的含盐量高很高采用生化处理、催化氧化等污水处理办法无法达到脱盐效果而膜过滤、离子交换等脱盐处理方法对含大量有机物、高浓度的盐水的脱盐效果和可操作性都很差采取传统的釜式蒸发脱盐或单效蒸发器虽然可以通过蒸发将氯化钠结晶出来但操作费用太高、企业很难承受不具有推广价值。

因此纤维素废水处理的关键问题就是降低能耗、减少运行成本。

一、原料组成
化学组成单位指标
氯化钠% 5-10
水% 95
二、生产规模及产品质量指标
1、生产规模：进料流量：12.5t/h
原液浓度温度：30℃
冷却水进口温度：低于35℃
蒸发结晶原理及设备选型
生产工艺流程图
母液
一、蒸发装置选型:
一、工艺流程简述：条件：需方的含盐废水含盐量为5%左右，水质澄清、透明。

通过废水蒸发器的浓缩，将其中的盐份结晶出来。

含盐的晶浆定期排出蒸发器至沉降槽，母液返回到稀溶液池继续蒸发，盐由人工定期清理。

二、方案：
主要设计过程:
计算：
生蒸汽压力0.8ＭＰａ（表压），一效加热室蒸汽温度为180℃，总蒸水量为：14250ｋｇ／ｈ。

冷凝器的计算：
二次气的温度为60℃，冷却水的进口温度３２℃，出口温度４２℃。

冷却水需要量：
Ｌ＝180ｍ３／ｈ
真空泵选择：真空泵，抽气量420ｍ３／ｈ.
设备及控制仪表
采用：强制循环蒸发器是依靠外加力——循环泵使液体进行循环。

液
体在加热管内的循环流速在1.8米/秒，加热管是立式单程。

循环泵的扬
程要与循环系统的阻力匹配，一般是流量大扬程低。

轴流泵的结构：
HZW系列轴流泵是卧式、单级、单吸、轴流式，适合应用于大流量、低扬程的场合，特别适合用于制盐、制碱的强制循环系统之中。

▲叶轮：叶轮叶片为开式,
▲叶轮螺母结构：采用具有防松结构的叶轮螺母，增强泵的安全性。

▲轴封：采用双端面机械密封。

▲轴承：采用径向及止推滚动轴承。

轴承的润滑方式为稀油润滑，轴承箱体带水（油）冷却，延长轴承使用寿命；
▲法兰：法兰标准按照JB82-59；设计压力1.0Mpa；
泵体基体材质为铸铁铸造（设计压力：1.0MPa），使用寿命确保3年以上。

叶轮、轴套采用316材质，叶轮的紧固形式采用螺旋式紧固。

机械密封采用双端面机械密封（PLAN54）,轴基体材质为40CrMo。

其他:蒸发器及挥发器采用液位自动控制，操作简单可靠运行稳定。

设备占地空间尺寸为长×宽×高：20×8×16m。

主要操作条件:
设备。