磷酸一铵工业设计计算方法

.四川理工学院毕业设计 第一章 概述 我国是一个已经拥有十三亿人口的大国，但人均耕地已从几年前的两亩左右下降到不足一亩，仅为世界人均耕地的一半左右。加上耕地的逐年减少，人口的逐年增加，而人民的生活水平的不断提高，粮食消费不断上升，在这种情况下，为了保证粮食的供给，提高粮食单位产量是最有效的措施之一。 农业生产是一个能量和物质的转化和循环的过程。留在农业内部再循环的部分是很少的，大部分随农产品的收获而转移到社会的各个方面。因此必需从外部投入必要的能量和物质作为补偿。在能量和物质的投入中，在有机肥和无机肥相结合的前提下，化肥投入的能量和物质占50%左右。对农业增产所起的作用占40%左右。故试用化肥经常是提高粮食产量的关键。 我国土壤含磷元素一般都不满足农作物的需求，这已成为农业增产的大障碍。根据调查，全国20亿亩土地中，严重缺磷的约占7亿亩(p2O55ppm),中等缺磷的耕地约占11亿亩(p2O510ppm)，目前施化肥的N ：p2O5：K2O=1：0.28：0.06。远低于国际平均水平（N ：p2O5：K2O=1：0.5：0.4）。造成这种情况的主要原因是因为我国化肥生产中磷肥和含磷高的复合肥料所占的比例太低，例如磷铵是最受欢迎的高含磷的复合肥。在发达国家其磷肥产量已占70%以上。但在我国还不足3%。在今后相当长的一段时间里，为了适应农业增产的需要，磷复合肥应该是我国化肥发展的重点。 磷酸铵是用氨中和磷酸制得的高浓度氮磷复合肥料。其主要产品是磷酸一铵（DAp，产品有N-12%，p2O5-57%和N-11%，p2O5-47%两类和磷酸二铵，产品有N-18%，p2O5-46%和N-16%，p2O5-48%两类。此外，还可加工硫酸铵（ASp，N-16%，p2O5-48%）和硝酸铵（ApN，N-24%，p2O5-24%）等等。 第二章 磷铵工业生产工艺流程概述2.1 生产流程被普遍采用的磷铵生产流程是将含p2O5大于40%的磷酸用氨中和后，再转鼓氨化造粒，或使浓磷酸在管式反应器中直接氨化得到磷铵料浆，再于转鼓中造粒，最后经干燥而得到产品。这种用浓磷酸生产磷铵的方法被称为“传统法”。 用“传统法”生产磷铵需要大量的优质弄磷酸。而这种浓磷酸需要由优质磷矿或精选的磷矿来生产的湿法磷酸浓缩得来。世界上的磷矿资源经过几十年的开采，逐渐趋于贫化，高品位的磷矿资源明显减少。因此，中低品位的磷矿的应用开发势在必行。我国磷矿的储量仅苏联，美国，摩洛哥而居世界第四，但富矿很少， 80% 是中低品位的磷矿，其中还有 80% 是难选的磷块矿岩（在我国也称胶磷矿），兼之长期以来对矿山的建设重视不够，使得我国磷肥工业的发展受到很大的影响。所以，实际生产中运用的都只是中低品位的磷矿。采用湿法磷酸生产法一般只能生产出20%左右的磷酸。显然，用普通的“传统法”来生产磷铵是不行的。鉴于此种情况，我国从苏联引进了一种生产方法：料浆法。2.2 料浆法以20%的稀磷酸、气氨为原料，利用中和器或管式反应器将中和料浆在氨化粒化器中进行涂布造粒，在生产过程中添加部分氮素和钾素以及其他物质，再经干燥、筛分、冷却而得到NPK复合肥产品，这是国内外各大化肥公司和工厂大规模生产常采用的生产方法。 磷酸可由硫酸分解磷矿制取，有条件时也可直接外购商品磷酸，以减少投资和简化生产环节。该法的优点是既可生产磷酸铵也可生产NPK肥料，同时也充分利用了酸、氨的中和热蒸发物料水份，降低造粒水含量和干燥负荷，减少能耗，此法的优点是：生产规模大，生产成本较低，产品质量好，产品强度较高。2.3 工艺流程生产原理主反应：NH3（g）+H3pO4（l，20%）=NH4H2pO4（aq）-46.1 -1291 -1435副反应：1） 2 NH3（g）+ H3PO4（l，20%）=（NH4）2HpO4（aq）-246.1 -1291 -15602） 2 NH3（g）+ H2SO4（aq）=（NH4）2SO4（aq） -246.1 907 -1173 3） 2 NH3（g）+ H2SiF6（aq）=（NH4）2 SiF6（aq） 采用料浆法。首先是磷酸和气氨在中和槽中发生中和反应，生成磷铵中和料浆。中和料浆拿来进行干燥而获得产品。但在干燥过程中，所能干燥的料浆需要先浓缩到一定的浓度，这就涉及到干燥前要先进行浓缩处理。大概的整个流程就是：中和浓缩干燥。所得的工艺流程图就是整个料浆法生产磷铵的工艺流程图。 2.4 流程方框图2.5 主要设备一览表中和槽双效浓缩蒸发器（带冷疑器）三缸泵空气压缩机锅炉房喷雾干燥塔及转鼓造粒干燥机2.6 磷铵外排废水指标项目范 围GB15580-95允许排放限值PH 3-86-9氟化物(以F计)(mg/1) 10-7020磷酸盐(以P计)(mg/1)10-15050悬浮物(mg/1)30-350150排水量m3/t产品 8-12131第三章 物热衡算 3.1物 衡 算3.1.1氨中和工序物料衡算 计算基准：1000千克磷酸。3.1.1.1 进料 1） 磷酸量 J1=1000Kg，组成含量X=20%，即其中p2O5含量为200 Kg2） 气氨 （氨用量应该是磷铵中杂质与气氨的结合量，磷酸中扣除与杂质的结合量后的P2O5结合的气氨的量以及氨损失量三者的集合）（1） 磷酸中的游离硫酸中和气氨生成（NH4）2SO4的耗氨量以及生成（NH4）2SO4的量： 生成（NH4）2SO4的量： 10004.0%13280 = 66 Kg生成（NH4）2SO4的耗氨量：66217132 = 17 Kg（2） 氨与磷酸中的F反应生成（NH4）2SIF6的耗氨量以及生成的（NH4）2SIF6的量：生成的（NH4）2SIF6的量： 10001.59% 178（196）= 24.8 Kg 生成（NH4）2SIF6的耗氨量：24.8 （217）178 = 4.7 Kg（3） 生成FepO42H2O的量，以及其结合P2O5和结合水的量： 生成FepO42H2O的量：10001.04% （182 2）160 = 24.31 Kg 结合p2O5的量：24.31 142（187 2） = 9.2 Kg 结合水的量：24.3（218）187 = 4.7 Kg（4） 生成AlpO42H2O的量,及其结合p2O5和结合水的量： 生成AlpO42H2O的量：10002.07%（158 2）102 = 64.1 Kg 结合p2O5的量：64.1142（1582） = 28.3 Kg 结合水的量：64.1（2 18）158 = 14.6 Kg（5） 生成MgHpO43H2O的量及其耗氨量，结合p2O5和结合水的量： 生成MgHpO43H2O的量: 1000 1.28% 17440 =55.7 Kg 结合p2O5的量： 55.7142（1742）= 22.7 Kg结合水的量： 55.7183174 = 17.3 Kg 氨化湿法磷酸所得产品的物质成分中，Fe，Al等杂质生成的化合物实际上是比较复杂的，但由于这些化合物的定量鉴定尚有困难，且无热化学数据，因此，习惯上假设Fe，Al按生成中性磷酸铁、铝（Fe，Al）9O42H2O，Mg按生成Mg9O43H2O来进行计算。这样计算的结果当然与实际情况有一定的偏差。通常计算所得的产品中P2O5的量比实际的高而氮的含量比实际的要偏底一些。 由于Fe，Al ，Mg的磷酸盐都是非水溶性盐。故生成的非水溶性盐的总量为：24.3 + 64.1 + 55.7 = 144.1 Kg所以, 产品中p2O5的水溶率为: 100%（60.7220 100%） = 72.4% 结合水的总量为： 4.714.617.3 = 36.6 Kg 结合杂质后剩余的p2O5的量为： 20060.7 = 139.3 Kg已知中和工序的中和度工艺指标为1.01。 设与磷酸一铵中和的磷酸的量为 X Kg与磷酸二铵中和的磷酸的量为（159.3X） Kg可得 X1422（159.3X）4142159.32142 = 1.01解得 X = 157.71 Kg所以，与磷酸二铵结合的磷酸的量为：159.3157.71 = 1.6 Kg（6） 应生成磷酸一铵的量为：157.7111571 = 255.446 Kg ( 7 ) 反应生成磷酸二铵的量为: (159.3157.71)13271 2.956 Kg ( 8 ) 反应生成磷酸一铵所结合的气氨的量: 255.44617115 = 37.762 Kg ( 9 ) 反应生成磷酸二铵所结合的气氨的量: 2.956172132 = 0.7614 Kg 所以,包括（NH4）2SO4,（NH4）2SIF6, MgHPO43H2O等盐在内的总耗氨量为: A = 0.7614+37.762+17+4.7 = 60.2234 Kg 而已知中和浓缩过程中氨的在损失为 1%,所以实际的需氨量为: 60.2234( 11% ) = 60.832 Kg3.1.1.2出料1). 蒸发水 已知每千克NH3就要蒸发一千克的水，所以蒸发水的量为： C1 = 60.832 Kg 标准状态下的体积为: V = ( 60.83218 )22.4 = 75.702 Kg 2). NH3的损失量为: C2 = 60.8320.7% =0. 426 Kg 3). 中和料浆的量C3 有以上得出出料的总和为: C1+C2+C3 = 60.832+0.426+C3 = 61.258+C3 Kg 而 J = C 即 1059.6 = 60.00 + C3 所以 C3 = 999.6 Kg 其中, NH4H2pO4: 255.446 Kg (NH4)2HpO4: 2.956 Kg (NH4)2SO4: 66 Kg （NH4）2SIF6: 24.8 Kg MgHPO43H2O: 55.7 Kg AlpO42H2O: 64.1 Kg FepO42H2O: 24.31 Kg 所以, 不包括浓缩过程中分解逸出的NH3的量，盐类的总量为: 255.446+2.956+66+24.8+55.7+64.1+24.31 = 473.2 Kg 4). 中和料浆含水量为: 999.6473.20.2 = 526.2 Kg 中和部分的物料衡算平衡表见表3-1。表 3-1 计算基准:1000 Kg P2O5%20 进 料出 料序号项目名称物质质量(Kg)百分含量%序号项目名称物质质量(Kg)百分含量%1气氨59.65.621蒸发水59.65.622磷酸P2O5%20100094.382NH3损失量0.40.043中和料浆999.694.34合 计1059.6100合 计1059.61003.1.2 浓缩工序物料衡算3.1.2.1 进料由已知：中和料浆的进料量为 J = 999.6 Kg。其中水的含量为 526.2 Kg。3.1.2.2出料 由已知：1） 气氨的损失量为：C1 = 59.60.3% = 0.2 Kg 2） 浓缩料浆（最终出料的含水量为 25%） 干盐量 = 473.2 Kg 浓缩料浆 = 473.2（125%） = 630.9 Kg 3） 蒸发水 由已知有 C = C1+C2+C3 = 0.2+630.9+C3 = 631.1+C3 而J =C 即 999.6 = 631.1+C3 C3 =368.5 Kg 浓缩部分的物料衡算表见表32。 表 3-2 计算基准:1000 Kg P2O5%20 进 料出 料序号项目名称物质质量(Kg)百分含量%序号项目名称物质质量(Kg)百分含量%1干盐473.2461蒸发水368.536.862所含水分526.2542NH3损失量0.20.00023浓缩料浆630.963.11合 计999.6100合 计999.61003.1.3 干燥工序的物料衡算 3.1.3.1 进料由已知，进料浓缩料浆的量为 J=630.9 Kg 其中，干盐为： 473.2 Kg；含水量为 157.7 Kg 3.1.3.2 出料 1） 机械损失（干燥系统损失 1%）的量C1： C1 = 473.21% = 4.732 Kg 2） 产品磷铵的量：（含水 1%） 产品磷铵中干盐量 = 473.24.732 = 468.47 Kg 产品磷铵的量就为： 473.2 Kg 其中的水分的含量为： 473.2468.5 = 4.7 Kg3） 蒸发水分的量 由已知，出料的总和为： C = C1+C2+C3 = 4.7+473.2+C3 = 477.9+C3 而 J =C 即 630.9 = 477.9+C3 C3 =153.0 Kg 浓缩工序的物料平衡衡算表见表33。 表 3-3 计算基准:1000 Kg P2O5%20 进 料出 料序号项目名称物质质量(Kg)百分含量%序号项目名称物质质量(Kg)百分含量%1干盐473.2751蒸发水153.024.52所含水分157.2252产品磷铵473.2753机械损失4.7320.5合 计630.9100合 计630.91003.1.4 耗定额以及产品规格的理论计算3.1.4.1 主要原材料消耗定额（以每吨磷铵产品为基准）（1） 湿法磷酸(P2O5%20)： 1000473.2 = 2.11 吨/吨 产品 （2） 气氨（100%的NH3）：59.62.111000 = 0.126 吨/吨 产品 3.1.4.2 产品的规格（ 1 ） 磷铵产品的理论组成见表 44。 （2） 产品的含氮量： N = 58.41417 = 48.09 Kg产品含氮的百分比 = 48.09475.2 = 10.2%（3） 产品的含P2O5量： 由已知，除去机械损失，产品的总含磷量为 217.8 Kg。 产品含P2O5的百分比 = 217.8473.2 = 46.0% （） 产品的规格表达式为 NP2O5 H2O ： 10.246.01 。在工业生产中，产品的规格是各不相同的，一些是根据不同的用途而生产的；一些是由于工艺条件的限制而生产出来就是一定的。若原矿等一些条件是一定的，那么，产品的规格由生产时的工艺情况决定。当中和度在 1.11.2时产品以磷酸一铵（MAP）为主，产品规格为12520；当中和度在1.8 左右时，产品以磷酸二铵（DAP）为主，产品的规格为18460。但实际的生产中，由于湿法磷酸生产的条件就决定了中和度一般控制在1.01左右。且在中和度为1.01 左右时，氨的损失小于1%。而杂质较大的原因，使得产品的P2O5含量较小于理论量，一般就在46%左右。 磷铵产品的理论组成表 ：3-4表 3-4序号组成名称物质的质量（Kg）物质的百分组成（%）物质的含氮量 （Kg）物质P2O5含量（Kg）1NH4H2PO4217.145.926.4134.02 (NH4)2HPO4:44.09.39.323.73（NH4）2SIF6:24.65.23.84MgHPO43H2O55.111.622.55AlPO42H2O:63.513.428.56FePO42H2O:24.05.19.17(NH4)2SO440.28.58.68H2O4.71.0合计473.210048.1217.83.2 各个工序的热量衡算 参考温度： 0 计算基准：1000 Kg，20%湿法磷酸。3.2.1 中和工序的热量衡算 3.2.1.1 输入热量1. 化学反应热1） NH3（g）+H3PO4（l，20%）=NH4H2PO4（aq）-46.1 -1291 -1435 H1 = -1435（-46.11291）=-97.9 Kj/MolNH4H2PO42） 2 NH3（g）+ H3PO4（l，20%）=（NH4）2HPO4（aq）-246.1 -1291 -1560 H2 = -1560（-246.11291）=-176.8 Kj/Mol（NH4）2HPO43） 2 NH3（g）+ H2SO4（aq）=（NH4）2SO4（aq） -246.1 907 -1173 H3 = -1173（-246.1907）=-173.8 Kj/Mol（NH4）2SO4 4） 2 NH3（g）+ H2SiF6（aq）=（NH4）2 SiF6（aq） -246.1 -2331 -2602 H4 = -2602（-246.12331）=-178.8 Kj/Mol（NH4）2 SiF6 总的反应热为：H = （97.9219.3115176.844.4130173.840.6132178.824.8178）1000 = KJ2. 气氨带入热设气氨的温度为5。查得此温度下气氨的比热容为2.065 KJ/KgK。所以，其带入热为： Q1 = 59.62.0655 = 615 KJ3. 磷酸的带入热设磷酸的温度为：40。查得此温度时磷酸的比热容为： 3.26 KJ/KgK。所以，磷酸的带入热为： Q2 = 10003.2640 = KJ所以，输入的热量总计为： Q 输入= +615+ = KJ3.2.1.2 输出热量 1. 中和料浆带出热设中和料浆的温度为101，查得此温度下磷铵的比热容为2.85 KJ/KgK。所以，料浆的带出热为： Q3 = 999.62.85101 = KJ2. 水分的蒸发热在101时，水的蒸发比热容2256 KJ/KgK。 所以，水分的蒸发热为： Q4 = 59.62256 = KJ3. 热损失热损失为总的输入热减去中和料浆带出热和水分的蒸发热。Q5 = Q 输入Q3Q4 = =34200 KJ 热损失占输入热量的百分率为： 34200 = 7.5% 从能量节约和经济角度出发，这一热损失还是较为合理的。说明原假设通入 1 Kg NH3即要蒸发 1 KgH2O的假设是比较合理的。因此，对物，热衡算不再作修正。中和过程所蒸发的水量占料浆含水量的百分率是： 59.6（526.2+59.6） = 10.2%氨中和工序的热量衡算表见表35。表 3-5 计算基准:1000 Kg P2O5%20 输 入输 出序号项目名称所含热（KJ）百分含量（%）序号项目名称所含热（KJ）百分含量（%）1反应热32540071.31蒸发水带出13450029.472气氨带入6150.1352中和料浆带出28770063.043磷酸带入13040028.5653热损失342007.49合 计456400100合 计4564001003.2.2 浓缩工序的热量衡算蒸发过程涉及蒸汽的地方甚多，用焓计算较为方便。规定0水的焓为零。计算基准：1000 Kg 20%的湿法磷酸。上图中，W蒸发水的总量， Kg F中和料浆的进料量， Kg X0，X1，X2分别是中和料浆，第效溶液，第效溶液的百分组成，% D0，D1，D2分别是新鲜蒸汽耗量，第，第效的蒸汽量， Kg t0,t1,t2分别是中和料浆的温度，第，第效的溶液温度 0 H0，H1，H2分别是新鲜蒸汽的焓，第，第效的二次蒸汽的焓， KJ/Kg T0，T1，T2分别是饱和新鲜蒸汽的温度，第，第效的二次蒸汽的温度， 0 r0,r1,r2分别是新鲜蒸汽的汽化热，第，第效的二次蒸汽的汽化热， KJ/Kg h0,h1,h2,hw分别是中和料浆的焓，第，第效溶液的焓和水的焓， KJ。 c0,c1,c2,cw分别是中和料浆的比热容，第，第效溶液的比热容和水的比热容， KJ/KgK。注： 忽略热损失。实际上热损失可以从循环泵的轴功率得到补偿溶液焓由比热容计算。假定二次蒸汽均为饱和蒸汽。3.2.2.1 作第效的焓衡算输入的热量 = F h0+D1 H1 输出的热量 = （FD2）h2 + D2 H2+D1hw 输入=输出 即 F h0+D1 H1=（FD2）h2 + D2 H2+D1hw （4-1） 或 F h0+ D1（H1hw） =（FD2）h2 + D2 H2 （4-2） 已知： h0= c0 t0， h2= c2 t2， H1 hw= r1 将之代入式（4-1），得 F c0 t0+ D1 r1 = （FD2）c2 t2+ D2 H2同理3.2.2.2 作第效的焓衡算输入的热量 = D0 h1+D2H2 输出的热量 = （D0D1）h1 + D1 H1+D0hw 输入=输出 即 D0 h1+D2 H2=（D0D1）h1 + D1 H1+D0hw （4-3） 或 D0 h1+ D0（H1hw） =（D0D1）h1 + D1H1 （4-4） 已知：h1= c1 t1， h2= c2 t2， H1 hw= r1 将之代入式（4-4），得F c2 t2 D2 c2 t2D0 r1 = （FD1D2）c1 t1+ D1 H1 又 D1D2 = W 联立式 （4-2）（4-3）（4-4），可得D0，D1，D2。然后利用已知的数据可作出第，效的焓平衡表。已知：F =999.6 Kg，查得：r0= 2159 KJ/Kg（生蒸汽为136 的饱和蒸汽）；r1=2258 KJ/Kg（假设此二次蒸汽为 100 的饱和蒸汽）；H1=2677 KJ/Kg（假设此二次蒸汽为 100 的饱和蒸汽）；H2=2638 KJ/Kg（假设此二次蒸汽为 79 的饱和蒸汽）；t1=108 ； t2=108；t0=90 ；c0=2.85 KJ/KgK；c1=2.00 KJ/KgK； c2=2.45 KJ/KgK； W=368.5 Kg 。 解得 D0 = 210.2 Kg，D1 = 179.4 Kg，D2= 189.1 Kg。3.2.2.3 作第效的焓衡算1. 第效完成液带入量： （FD2）h2=（999.6189.1）2.4582 = KJ2. 新鲜蒸汽汽化热带入的量： D0 r1 = 2159210.2 = KJ3. 浓缩料浆完成液带出的量：（FW）h1 =（999.6368.5）2.000108 = KJ4. 第效二次蒸汽带出的量： D1 H1 = 2677179.4 = KJ 其中， 以上1，2项为输出热的量： Q输入=+ = KJ 3，4项为输入热的量： Q输出= = KJ 显然， Q输入= Q输出 第效蒸发器的焓衡算表见表3-6。表 3-6 计算基准:1000 Kg P2O5%20 输 入输 出序号项目名称焓（KJ）百分含量（%）序号项目名称焓（KJ）百分含量（%）1第效完成液带入量16280026.41浓缩料浆完成液带出的量48030077.92新鲜蒸汽汽化热带入的量45380073.62第效二次蒸汽带出的量13630022.1合计616600100合计616600100 3.2.2.4 作第效的焓衡算1. 中和料浆进料带入量： F h0 = 999.62.8590 = KJ2. 第效二次蒸汽的汽化热： D1 r1 = 179.42258 = KJ3. 第效完成液带出量：（FD2）h2 = (999.6189.1)2.4582 = KJ4. 第效二次蒸汽的带出量： D2 H2 = 189.1 2638 = KJ其中以上1，2项为输出热： Q输入=+ = KJ 3，4项为输入热的量： Q输出= = KJ 显然， Q输入= Q输出 第效蒸发器的焓衡算表见表3-7。表 3-7 计算基准:1000 Kg P2O5%20 输 入输 出序号项目名称焓（KJ）百分含量（%）序号项目名称焓（KJ）百分含量（%）1中和料浆进料带入25640038.761第效完成液带出16280024.612第效二次蒸汽汽化热40510061.242第效二次蒸汽带出49870075.39合计661500100合计6615001003.2.3 干燥工序的热量衡算计算基准： 1000 Kg 20%的湿法磷酸。已知条件:序 号物料名称物质的质量（Kg）温 度（）比热容（KJ/KgK）1浓缩料浆630.91002.02烟道气W4501.033返料4473.2601.424磷铵产品473.2901.425废气W1531001.031.884153W3.2.3.1 输入的热量（计算公式：Q =质量比热容温度）1. 浓缩料浆带入的热量： 630.92.00100 = KJ2. 烟道气带入的热量： W1.03450 = 463.5W KJ3. 返料带入的热量：4 473.260 = KJ3.2.3.2 输出的热量（计算公式：Q =质量比热容温度）1. 出干燥机的固体物料带出的热量：5473.21.4290 = KJ2. 废气带出的热量（废气由烟道气和蒸发的水蒸气组成）：W1.03100 + 1532677 = 103W+ KJ3. 干燥机的热损失为输入热量的 15%。又 输入=输出 +463.5W=+103W+0.15（+463.5W）解得 W=1607 Kg干燥机的焓衡算表见表3-8。表 3-8 计算基准:1000 Kg P2O5%20 输 入输 出序号项目名称焓（KJ）百分含量（%）序号项目名称焓（KJ）百分含量（%）1浓缩料浆带入12620012.2251固体物料带出30240029.32烟道气带入74480072.152废气带出57510055.713返料带入16130015.6253干燥机损失15480014.99合计1032300100合计1032300100一般，返料系统的热损失为： 4473.21.42（9060） = 80600 KJ 占输出热量的百分率为： 80600=7.8%包括返料系统的热损失，干燥系统的总的热损失为： （+80600）= KJ第四章 蒸发器的设计 4.1 概述蒸发过程的实质是：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。故蒸发属于传热过程，但又有区别于一般传热过程。因为传热过程具有下述特点：1） 传热性质：传热壁一侧为加热蒸汽进行冷凝，另一侧为溶液进行沸腾。故属于两侧均有相变化的恒温传热过程。2） 溶液性质：有些溶液在蒸发过程中有晶体析出，易结垢和生泡沫，高温下易分解或聚合。溶液的粘度在蒸发过程中逐渐增大，腐蚀性逐渐增强。3） 溶液沸点的改变：含有不挥发溶质的溶液，其蒸发压较同温度下溶剂（即纯水）的底。换而言之，在相同压强下，溶液的沸点高于纯水的沸点。故当加热蒸汽一定时，蒸发溶液的传热温度要小于蒸发水的传热温度。溶液浓度越高，这种现象就越显著。4） 泡沫夹带：二次蒸汽中夹带大量液沫，冷凝前必须先除去，否则不但损失物料，而且污染冷凝设备。5） 能源利用：蒸发时产生大量蒸汽，如何利用它的潜热是蒸发操作中要考虑的关键问题之一。对于磷铵生产，一般工业上都采用外热式蒸发器。这种蒸发器的加热管较长，其长径之比为50100。由于循环管中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。其循环速度可达1.5m/s，但鉴于磷铵工业生产中料浆粘度大，易结垢，特别是生产工业磷铵时，其有效磷酸一铵的浓度可达77%以上，故在加热器和蒸发器间加一个循泵。在单效蒸发器中每蒸发1kg的水要消耗比1kg多一点的加热蒸汽，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的为低。因此可引入前效的二次蒸汽的冷凝器，仅第一效需要消耗生蒸汽。这就是多效蒸发的操作原理。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蒸发器的加热蒸汽。故提高了生蒸汽的利用率，即提高了经济效益。假如单效蒸发或多效蒸发中所蒸发的水量相等，则前者需要的生蒸汽量远大于后者。例如，当原料在沸点下进入蒸发器，并忽略热损失，各种温度差损失及不同压强下汽化热的差别时。理论上，单效的DW=1，双效的DW=1/2，三效的DW=1/3n效的DW=1/n。但实际中存在的各种温度差损失和蒸发器的热损失度，则多效蒸发时便达不到上述经济性。工业生产中常采用自然循环反流加料流程，原料液有末效进入，完成液有第一效取出。但一般工业上为了能更好地达到工业要求，常常加一个强制循环泵。反流加料流程的优点是：溶液的浓度沿着流动方向不断提高，同时温度也不断的上升。因此，各效的浓度较为接近，使得各效的传热系数也大致相同。反流加料流程的缺点：效间的溶液需要用泵输送，能量消耗较大，且因各效的进料温度均低于沸点，产生的二次蒸汽量较多。所以，为了能达到较好的效果，工业上就采用浓缩用，连续的，管式，循环型，反流，真空蒸发，外热式双效蒸发器。4.2 已知条件：1. 由固体磷铵的物，热衡算知，效加热蒸发水16846 kg/h， 蒸汽冷疑热为2258 kj/ kg。效的加热新鲜蒸汽量为 19738 kg/h，蒸汽冷疑热为 2159 kj/ kg（136）。2. 效加热器料浆的平均温度为：108 。加热用饱和蒸汽温度为：136 。效平均传热温差：a) Tm1 = 136108 = 28 注：忽略温差损失等因素。 效加热蒸发器蒸汽温度为：100 。料浆的平均温度为：82。 效平均传热温差： b) Tm2= 10082 =18 。注：忽略温差损失等因素。3. 中和料浆的浓度 X0=（154%）=46%;完成液的浓度 .X1=(125%)=75%。4. 第效加热器的传热系数取 K1=680 wm2;第效加热器的传热系数取 K2=900 wm2。注: 一般来说,加热器的传热系数是需要专门确定的,但在磷铵工业生产中,已有一定的经验值,故在此就取经验平均值。5. 富裕系数取 1.15。6. 原料的流量 F=999.6 kg；温度为 82 。 4.3 类型选择： 工业生产蒸发器的类型很多。但在磷铵工业生产中，磷铵料浆的浓度较大时,溶液的粘度也较大，且其随温度的变化较大。并且,由于在湿法磷酸的生产中就含得有大量的阴、阳离子，尤以Fe,Mg的离子含量较多，使得生成的料浆极其容易结垢。所以一般选择外热式、反流加料、自然循环、双效浓缩蒸发器。但要在循环管和加热器间加一台循环泵，以增大循环速度，尽量避免结垢，减短因为发生堵塞而造成的清洗维修周期，增长生产周期。4.4 蒸发水的量W：计算公式: W=F (1X0X1) W=999.6(10.460.75) = 386.5 kg 4.5 焓衡算:(注: 1,计算中忽略热损失。实际上热损失可以从循环泵的轴功率中得到补偿。2,溶液的焓由比热容计算。假设二次蒸汽均为饱和的蒸汽)由浓缩系统的热衡算知:(1) 第效的热负荷为: Q1=21591973.8 = kj (2) 传热的基本方程式是: Q=KStm S = Q(tmK) = 1000286803600 = 62.1 m2(3) 实际所需的传热面积为: S1=62.11.15=71.4 m2(4) 第效的热负荷为:Q2=22581684.6= kj(5) 所以,传热面积为: S=1000(900183600)=65.2 m2 (6) 实际所需的传热面积为:S2=65.21.15=75.0 m2由于S1、S2相近，为了便于制造、安装及维护等，第效、第效取相同的传热面积75.0 m2,结构也完全相同。4