本發(fā)明涉及漿狀物料熱交換技術(shù)領(lǐng)域，特別是利用漿狀物料自身料位高差通過虹吸流使多臺(tái)∩型換熱器串聯(lián)組合的節(jié)能方法。

背景技術(shù)：
過程工業(yè)中漿狀物料熱交換較多采用管殼式換熱器，漿狀物料通過管內(nèi)流動(dòng)以間壁對(duì)流傳熱方式與管外流動(dòng)的清潔流體介質(zhì)交換熱量。此類換熱器為了防止?jié){狀物料流道堵塞，既要使其在管內(nèi)具有較高的流速以避免沉積、又不允許換熱器結(jié)構(gòu)上有沉積部位，所以漿狀物料換熱器多為直立式單程管殼式換熱器，其換熱面積正比于換熱管數(shù)及管長(zhǎng)、此兩參數(shù)又受工藝條件和換熱器制造規(guī)范限制不能任意選擇，因此當(dāng)一臺(tái)換熱器達(dá)不到工藝要求的換熱面積時(shí)往往采取多臺(tái)并聯(lián)組合、每臺(tái)換熱器配一臺(tái)循環(huán)泵，能耗及投資與運(yùn)行成本也隨之成比例增加。若能克服漿狀物料沉積而使多臺(tái)直立式換熱器串聯(lián)組合，則不僅可共用一臺(tái)循環(huán)泵、還可利用漿狀物料在前后工序之間的料位高差無(wú)泵推動(dòng)對(duì)流傳熱，節(jié)能降耗減少投資?，F(xiàn)有技術(shù)無(wú)法實(shí)現(xiàn)利用料位差推動(dòng)的直立式漿狀物料換熱器串聯(lián)組合。

技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：
本發(fā)明公開一種虹吸式漿狀物料換熱器串聯(lián)組合的方法，利用工藝系統(tǒng)中漿狀物料(以下簡(jiǎn)稱料漿)在前后工序之間的料位(即料漿液面到公共基準(zhǔn)面的垂直距離)高差并借助于大氣壓力能，虹吸推動(dòng)料漿通過多臺(tái)串聯(lián)的直立∩型換熱器管內(nèi)對(duì)流傳熱，完成工藝要求的熱量交換任務(wù)。在前后工序之間料漿的料位高差7.5m、料漿密度1480kg/m3、料漿的飽和蒸汽壓Ps≤40kPa(絕壓)的條件下，多臺(tái)串聯(lián)的∩型換熱器傳熱管總長(zhǎng)度不少于48m，且在無(wú)料漿泵的條件下可獲得≥1.5m/s的管內(nèi)流速。本發(fā)明主要發(fā)明思想是：依據(jù)流體動(dòng)力學(xué)原理，∩型換熱器的進(jìn)口端和出口端插入兩個(gè)不同料位高度的敞口料漿罐內(nèi)，在換熱器管內(nèi)充滿料漿的情況下，借助大氣壓力能產(chǎn)生的虹吸效應(yīng)并利用進(jìn)口端所在料位高于出口端所在料位的高差推動(dòng)，即可產(chǎn)生通過∩型換熱器管內(nèi)的連續(xù)虹吸流動(dòng)，料漿從進(jìn)口端管口垂直上升流動(dòng)、越過∩型頂部后、垂直下降流動(dòng)離開出口端管口，只要兩個(gè)料位的高差保持一定、管內(nèi)流速及對(duì)流傳熱工況即保持穩(wěn)定，由此構(gòu)成一臺(tái)∩型換熱器的基本工作單元、如附圖1所示第一臺(tái)∩型換熱器1及其進(jìn)口端所在的料漿罐4和出口端所在的料漿罐5。料漿罐4的料位高度由工藝條件決定，料漿罐5的料位高度比料漿罐4的料位高度降低h2(m)，h2的大小正比于第一臺(tái)∩型換熱器1的流動(dòng)阻力。串聯(lián)的第二臺(tái)∩型換熱器2的進(jìn)口端也位于料漿罐5之內(nèi)，所以第一臺(tái)∩型換熱器1出口端的料位高度即為第二臺(tái)∩型換熱器2進(jìn)口端的料位高度，依此類推，除第一臺(tái)而外，所有串聯(lián)的∩型換熱器進(jìn)口端料位高度均與其前一臺(tái)∩型換熱器出口端料位高度相同，由此構(gòu)成多臺(tái)∩型換熱器串聯(lián)組合的連續(xù)虹吸流動(dòng)。第一臺(tái)∩型換熱器1進(jìn)口端所在料漿罐4的料位高度和最末一臺(tái)∩型換熱器出口端所在料漿罐7的料位高度均由工藝條件決定，料漿罐4與7二者的料位高度之差，構(gòu)成多臺(tái)∩型換熱器串聯(lián)組合連續(xù)虹吸流動(dòng)總的推動(dòng)力，該推動(dòng)力等于料漿通過所有串聯(lián)的∩型換熱器流動(dòng)阻力之和(包括直管阻力和局部阻力)，各∩型換熱器流動(dòng)阻力又正比于管長(zhǎng)(包括進(jìn)口端和出口端的直管長(zhǎng)度及代表局部阻力的當(dāng)量長(zhǎng)度)，據(jù)此確定多臺(tái)直立∩型換熱器串聯(lián)組合的總長(zhǎng)度及各∩型換熱器單臺(tái)的長(zhǎng)度。如附圖1所示，直立∩型換熱器的進(jìn)口端和出口端是具有相同結(jié)構(gòu)(換熱管數(shù)量、規(guī)格和布管方式)的固定管板式管殼換熱器，在管內(nèi)流動(dòng)的料漿通過管壁與管外流動(dòng)的清潔流體介質(zhì)交換熱量。進(jìn)口端和出口端的上端面位于同一水平面、并由一段曲率半徑不大于0.8m的∩型圓管封閉連接；下端面位于各自所在料漿罐的料漿液面以下至少2.0m。多臺(tái)直立∩型換熱器串聯(lián)組合連續(xù)穩(wěn)定工況下，通過各臺(tái)換熱器管內(nèi)流動(dòng)的料漿流量相等、流速等于流量除以流通面積。以附圖1所示第二臺(tái)∩型換熱器2為例，其進(jìn)口端所在料漿罐5的料漿平均密度ρ2(kg/m3)、溫度T2(℃)、飽和蒸汽壓Ps2(Pa)，大氣壓力Po(Pa)，換熱器∩型頂部距料漿罐5液面之間的垂直高度H2(m)不超過[(Po－Ps2)/(g·ρ2)-h2/2]計(jì)算值的95％，若ρ2＝1480kg/m3、T2＝60℃、Ps2＝15000Pa、Po＝95000Pa、h2＝2.5m、g＝9.81m/s2(重力加速度)，則H2≤4.05m；扣除頂部∩型連接管曲率半徑0.8m，則進(jìn)口端管殼換熱器露出液面以上的長(zhǎng)度不超過3.25m；若其伸入液面以下的長(zhǎng)度為5.75m，則進(jìn)口端管殼換熱器長(zhǎng)度為9.0m；從對(duì)稱性出發(fā)，出口端管殼換熱器長(zhǎng)度也取為9.0m，其伸入料漿罐6液面以下的長(zhǎng)度為3.25m，料漿罐6的料位高度比料漿罐5的料位高度降低h3＝2.5m；即：第二臺(tái)∩型換熱器2的有效換熱長(zhǎng)度為18m，以2.5m料位高差為推動(dòng)力，管內(nèi)料漿流速可達(dá)1.5m/s以上、換熱器的傳熱系數(shù)可達(dá)900W/m2.℃以上。上述串聯(lián)組合的n臺(tái)∩型換熱器結(jié)構(gòu)與放置方法均相同，依以上方法，每2.5m料位高差即可推動(dòng)一臺(tái)有效換熱長(zhǎng)度為18m的∩型換熱器對(duì)流傳熱，若第一臺(tái)進(jìn)口端所在料漿罐4與最末一臺(tái)出口端所在料漿罐7的料位高差為(h2+h3+…+hn)＝(L1-Ln)，則可推動(dòng)的串聯(lián)臺(tái)數(shù)n＝[(L1-Ln)/2.5](取整)。如附圖1所示，輔助泵9可使料漿罐中的料漿循環(huán)通過帶熱泵的閃蒸器10，達(dá)到溶劑分離和熱量循環(huán)利用的目的。如附圖1所示，所有∩型換熱器的頂部均設(shè)有帶密封閥的排氣口11，在換熱器進(jìn)口端和出口端的下端面均伸入液面以下至少2.0m的條件下，啟動(dòng)之前開啟密封閥抽氣，直至排氣口充滿液體時(shí)關(guān)閉密封閥，∩型換熱器即可在料位差推動(dòng)下進(jìn)入虹吸流動(dòng)工況。以上所指料漿，是水溶液與懸浮固體顆粒的混合物，其中固體顆粒物含量1％～40％(質(zhì)量百分?jǐn)?shù))。所指各料漿罐的料位，是料漿液面到公共基準(zhǔn)面的垂直距離。本發(fā)明的有益效果是利用大氣壓力能及料位差產(chǎn)生的重力勢(shì)能，推動(dòng)料漿通過多臺(tái)串聯(lián)的∩型換熱器連續(xù)流動(dòng)對(duì)流傳熱，完成冷卻、加熱及多效或多級(jí)閃蒸，比傳統(tǒng)技術(shù)縮短流程、減少動(dòng)力設(shè)備、節(jié)約能源消耗。附圖說明附圖1是本發(fā)明提供的虹吸式漿狀物料換熱器串聯(lián)組合方法示意圖。附圖1中：1、2、3-∩型換熱器；4、5、6、7-料漿罐；8-料漿輸送泵；9-輔助泵；10-帶熱泵的閃蒸器；11-排氣口。以下結(jié)合實(shí)施例對(duì)附圖1作進(jìn)一步闡述。具體實(shí)施方式以下結(jié)合但不限于實(shí)施例闡述本發(fā)明具體實(shí)施方式實(shí)施例1：料漿降溫。該例料漿由礦物加工獲得，其固體顆粒懸浮物含量35％(質(zhì)量百分?jǐn)?shù))，料漿平均密度1400kg/m3，在料漿罐4中其溫度為95℃、飽和蒸汽壓40kPa(絕壓)，料位高度保持11.0m。要求在該料漿進(jìn)入輸送泵8之前將其降溫到80℃，與泵8的進(jìn)口相連的料漿罐7的料位高度不低于3.0m。泵8輸送料漿的流量為860噸/小時(shí)(t/h)。如附圖1所示，在料漿罐4與料漿罐7之間設(shè)置3臺(tái)∩型換熱器串聯(lián)組合的對(duì)流傳熱降溫裝置。3臺(tái)∩型換熱器的結(jié)構(gòu)及尺寸均相同，進(jìn)口端和出口端管殼換熱器管程均由220根長(zhǎng)度為9.0m、內(nèi)徑25mm的換熱管構(gòu)成，料漿通過管內(nèi)流動(dòng)；管外殼程流動(dòng)的冷卻劑與管內(nèi)料漿逆流傳熱、使料漿降溫。設(shè)定各臺(tái)∩型換熱器進(jìn)口端伸入所在料漿罐液面以下的長(zhǎng)度均為5.8m，則其露出液面以上的高度為3.2m；各臺(tái)∩型換熱器進(jìn)口端與出口端所在料漿罐的料位高差均為2.5m，則連續(xù)穩(wěn)定工況下最末一臺(tái)∩型換熱器3出口端所在料漿罐7(與泵8的進(jìn)口相連)的料位高度為3.5m，符合泵進(jìn)口的工藝要求。在該料位差推動(dòng)下各臺(tái)∩型換熱器管內(nèi)料漿流速均大于1.5m/s，換熱器的傳熱系數(shù)大于900W/m2.℃。串聯(lián)的第一臺(tái)∩型換熱器1冷卻劑a進(jìn)口溫度80℃、出口溫度85℃，第二臺(tái)∩型換熱器2冷卻劑b進(jìn)口溫度75℃、出口溫度80℃，第三臺(tái)∩型換熱器3冷卻劑n進(jìn)口溫度70℃、出口溫度75℃。在該傳熱條件下，料漿通過每臺(tái)∩型換熱器均有5℃的溫降、由此釋放的熱量相當(dāng)于約5000kg/h水的汽化熱，即通過3臺(tái)∩型換熱器串聯(lián)組合的料漿冷卻裝置可以回收的低位熱能相當(dāng)于15t/h水蒸汽的熱量、無(wú)須專為換熱器設(shè)置循環(huán)泵、節(jié)約了動(dòng)力。實(shí)施例2：料漿多級(jí)閃蒸。該例料漿由礦物加工獲得，其固體顆粒懸浮物含量16％(質(zhì)量百分?jǐn)?shù))，料漿平均密度1100kg/m3，在料漿罐4中其溫度為65℃、飽和蒸汽壓22kPa(絕壓)，料位高度保持11.0m。要求在進(jìn)入輸送泵8之前通過多級(jí)閃蒸分離部分溶劑。輸送泵8的流量為178噸/小時(shí)(t/h)。如附圖1所示，在料漿罐4與料漿罐7之間設(shè)置3臺(tái)∩型換熱器串聯(lián)組合的三級(jí)閃蒸與對(duì)流加熱裝置。3臺(tái)∩型換熱器的結(jié)構(gòu)及尺寸均相同，進(jìn)口端和出口端管殼換熱器管程均由62根長(zhǎng)度為10.0m、內(nèi)徑25mm的換熱管構(gòu)成，料漿通過管內(nèi)流動(dòng)；管外殼程流動(dòng)的加熱劑為超臨界有機(jī)工質(zhì)，逆流傳熱加熱管內(nèi)流動(dòng)的料漿。設(shè)定各臺(tái)∩型換熱器進(jìn)口端伸入所在料漿罐液面以下的長(zhǎng)度均為5.0m，則其露出液面以上的高度也為5.0m；各臺(tái)∩型換熱器進(jìn)口端與出口端所在料漿罐的料位高差均為2.5m，則連續(xù)穩(wěn)定工況下最末一臺(tái)∩型換熱器3出口端所在料漿罐7(與泵8的進(jìn)口相連)的料位高度為3.5m，出口端伸入液面以下的長(zhǎng)度為2.5m(滿足至少2.0m的條件)。在該料位差推動(dòng)下各臺(tái)∩型換熱器管內(nèi)料漿流速均大于1.5m/s，換熱器的傳熱系數(shù)大于900W/m2.℃。串聯(lián)的第一臺(tái)∩型換熱器1加熱劑a進(jìn)口溫度102℃、出口70℃，逆流加熱料漿使其從65℃升溫到75℃；第二臺(tái)∩型換熱器2冷卻劑b進(jìn)口溫度100℃、出口70℃，逆流加熱料漿使其從65℃升溫到74℃；第三臺(tái)∩型換熱器3冷卻劑n進(jìn)口溫度98℃、出口69℃，逆流加熱料漿使其從64℃升溫到73℃。在該傳熱條件下，料漿通過每臺(tái)∩型換熱器吸收的熱量超過2300kg/h水蒸汽相當(dāng)?shù)睦淠裏?。第一臺(tái)∩型換熱器1加熱的料漿75℃，通過與其出口端所在料漿罐5相連的輔助泵9和帶熱泵的閃蒸器10閃蒸分離溶劑、溫度下降到不低于料漿罐5的平均溫度65℃、產(chǎn)生與∩型換熱器1加熱負(fù)荷相當(dāng)?shù)娜軇┱羝撊軇├淠厥?、用有機(jī)工質(zhì)吸收該冷凝熱后通過功率為180kW的熱泵將其提升到102℃的超臨界狀態(tài)、作為第一臺(tái)∩型換熱器1的加熱劑a循環(huán)使用、其熱負(fù)荷折算為水蒸汽冷凝量超過2300kg/h。通過串聯(lián)的第二臺(tái)∩型換熱器2和料漿罐6及與之相連的輔助泵和帶熱泵的閃蒸器實(shí)現(xiàn)第二級(jí)溶劑分離、以及通過串聯(lián)的第三臺(tái)∩型換熱器3和料漿罐7及與之相連的輔助泵和帶熱泵的閃蒸器實(shí)現(xiàn)第三級(jí)溶劑分離，其方法及溶劑分離回收量均與上段所述第一級(jí)溶劑分離回收相同，不同之處僅在于每一級(jí)料漿罐溫度均比前級(jí)低1～2℃(熱損失的原因)，換熱器及與之相關(guān)設(shè)備的操作溫度相應(yīng)略有變化。該實(shí)施例的方法適用于各種100℃以下的水溶液料漿溶劑分離，要求各臺(tái)換熱器的加熱劑進(jìn)口溫度比該換熱器料漿出口溫度高20℃以上。其有益效果是利用大氣壓力能及料漿料位差產(chǎn)生的重力勢(shì)能推動(dòng)三級(jí)串聯(lián)溶劑閃蒸分離和熱量循環(huán)利用，各級(jí)料漿罐及其與之相連的閃蒸器料位自動(dòng)平衡，分離能耗低于80kW/t-水蒸汽，節(jié)省動(dòng)力與運(yùn)行成本。本發(fā)明不限于上述實(shí)施例，其技術(shù)方案已在

技術(shù)實(shí)現(xiàn)要素：
部分予以說明。