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K 值、面积、裕量，全都建立在一个前提上——分离室能维持住那个压力。真空一旦抽不住，有效温差立刻缩水，前面算得再漂亮也跑不出设计蒸发量。真空系统在整个蒸发结晶装置里通常只占总投资 5%~8%，却是最容易让整套系统"跑不起来"的部分：真空掉 3 kPa，几十度的总温差里就少了一截，蒸发量掉 6%~10%，而现场往往查不出是哪里错了。
这一篇只解决四件事：真空度怎么对应沸点、表面式与混合式怎么选、喷射器/液环泵/罗茨泵各管哪一段、抽气量到底怎么算。最后用某钢铁厂焦化废水 12 m³/h 的全新算例，把冷凝器面积、循环水量、抽气量、泵型一次性算到能报询价的深度。位号全套新开 VP- 系列，不碰专题里用过的号。
一句话结论先行：真空系统不是"配一台泵"，而是一条三段链——分离室定压力、冷凝器定冷凝温度、真空泵只负责把不凝气搬出去。冷凝器决定了真空的上限，真空泵只决定能不能维持。选错冷凝器型式，再大的泵也抽不到想要的真空；反之冷凝器冷端温度没控好，泵选大一倍仍然夹带大量水汽。
蒸发结晶用真空，本质上是用压力换温度：压力降下来，水在更低的温度就沸腾，传热温差可以用低品位热源撑起来，结垢和盐析出也温和一些。纯水饱和压力与沸点的对应关系是这条链的起点，工程上常用的几档记住就够：
常压 101.3 kPa → 100℃ | 50 kPa → 81.3℃ | 30 kPa → 69.1℃
20 kPa → 60.1℃ | 15.7 kPa → 55.0℃ | 12.3 kPa → 50.0℃
9.6 kPa → 45.0℃ | 7.4 kPa → 40.0℃ | 4.2 kPa → 30.0℃
注：压力越低，每降 1 kPa 换来的温度收益越小，而二次蒸汽比容越大、设备越贵——真空不是越深越好。
定操作压力要同时满足三个约束，缺一条就会在施工图阶段返工：
约束一，传热推动力。冷凝温度必须比循环水回水温度高出 8~10℃，否则冷凝器面积会涨到不可接受。循环水夏季按 32℃ 供水、40℃ 回水，冷凝温度取 62℃ 时留了 22℃ 的端差，是舒服的区间；若把末效压到 40℃，冷凝温度 40℃、回水也是 40℃，端差为零，冷凝器面积趋向无穷——这就是"夏季一到蒸发量掉两成"的根子。
约束二，沸点升高（BPE）。溶液沸点 = 纯水在该压力下的沸点 + BPE，而 BPE 随浓度上升。本例 24% 的 NaCl/Na₂SO₄ 混合盐，BPE 取 7℃，所以分离室绝压 15.7 kPa 对应纯水 55℃，实际溶液是 62℃——抽真空的人看压力表，算传热的人看溶液温度，两拨人必须拿同一张表。二次蒸汽出分离室时是 62℃，相对 15.7 kPa 下的饱和温度过热了 7℃，进冷凝器后先降温再冷凝，这一小段过热在面积计算里别漏掉。
约束三，比容与设备尺寸。15.7 kPa 下饱和蒸汽比容约 8.7 m³/kg，是常压的 6 倍多。10 t/h 的二次蒸汽就是 8.7 万 m³/h 的体量，分离室直径、蒸汽管道、冷凝器壳径全部由它决定。真空度定错，设备尺寸全错——这也是为什么真空泵和分离室必须同步定版，不能"先出罐图、泵后配"。
工程经验值：末效绝压取 12~20 kPa（对应纯水 50~60℃），循环水 32℃ 供水时不要低于 9 kPa。再深就要上冷冻水或制冷机组，为省几度温差去买一套冷机，账永远算不平。
二次蒸汽必须被冷凝掉，否则真空泵抽的全是蒸汽，永远抽不到底。冷凝器就两种：让蒸汽在管壁上凝（表面式），或让蒸汽直接撞进冷水里凝（混合式）。两者的分水岭不在造价，而在冷凝水干不干净、要不要回收。
表面式：蒸汽在管外冷凝，冷却水走管内，两者不接触。优点是冷凝水单独排出、可回用、不污染循环水；缺点是有一层管壁热阻，造价高（管束常用 316L 或钛材），且必须留不凝气冷却段，否则抽气温度偏高、水汽夹带大。设计上面积留 15%~25% 裕量是常规做法。
混合式：蒸汽直接与喷淋水接触冷凝，没有壁面热阻，传热效率高、结构简单、造价通常只有表面式的三分之一到一半。它的代价是冷凝水与冷却水混为一体：出水温度只能做到冷凝温度以下 3~5℃，这个端差反过来限死了能达到的真空度；而且所有可凝的污染物都被稀释进整个循环水系统。
所以选型就问三句话：① 冷凝水要不要回收、含不含挥发有毒组分？② 循环水系统扛不扛得住被污染？③ 真空度要求能不能被 3~5℃ 端差满足？三问里有一个"不行"，就上表面式。
反面教材（本例）：焦化废水的二次蒸汽里带酚 200~500 mg/L、氨氮和硫化物。若用混合冷凝器，10 t/h 的高浓度冷凝水被稀释进 227 m³/h 的循环水里，整套循环水系统瞬间变成含酚废水，冷却塔飘逸再带出一片环境问题。表面式虽然贵一倍，但把污染物锁在 10 t/h 这一小股水里，处理成本差一个数量级。混合式的正确战场是海水淡化 MED/MSF、清洁料液的蒸发，以及电厂软化水系统——那里的冷凝水本来就不值钱、也不脏。
泵的选型最容易犯的错是"按极限真空挑泵"。真空泵的样本上写的是极限压力，而蒸发结晶关心的是在 15.7 kPa 这个吸入压力下能抽多少气——这两个数往往差一大截。
① 蒸汽喷射器（VP-1804）：靠 0.6~1.0 MPa 动力蒸汽引射，无转动部件、不怕腐蚀性气体和微量粉尘、几乎免维护，单级压缩比可到 6~8，单级能抽到约 5 kPa。软肋是耗汽——按本例 27.5 kg/h 干空气算，动力蒸汽约 140 kg/h，一年近千吨；而且动力蒸汽混进二次蒸汽，把冷凝器负荷抬高 20%~40%，冷凝器和循环水都得跟着放大。适合有富余蒸汽、又不想在真空上派人维护的场合。
② 液环真空泵（VP-1805）：以水（或工艺液）为工作液形成液环，允许夹带少量液体和可凝气体，极限压力约 3.3 kPa（15℃ 水），抽速覆盖 90~2000 m³/h。它是蒸发结晶的主力机型。软肋有二：效率只有 30%~45%，电耗不低；工作液会吸收酚、氨、盐雾，必须做闭路循环并定期换水，否则叶轮结垢、抽速一年掉两三成。
③ 罗茨真空泵（VP-1806）：只能做增压级，必须配前级泵，适用区间 1~1000 Pa，压缩比单台别超过 5~8。它不属于常规蒸发结晶的配置——只有当你要把沸点压到 35℃ 以下（热敏物料低温蒸发、冷冻结晶析硝）时，才用"罗茨 + 液环"两级组合。为了省几度温差硬上罗茨，投资和维护都不划算。
实际配置几乎都是"大抽气能力 + 小维持能力"的组合：开车时系统里是满仓空气，从常压抽到 15.7 kPa 要 10 分钟以上，这个气量是正常运行的 3~5 倍。成熟做法是用一台小喷射器做预抽（只干开车那十几分钟），运行阶段交给液环泵维持，泵按运行工况选型，别为了开车那十分钟把主机放大三倍——放大三倍的泵全年 7000 小时都在低负荷空转，这笔电费比省下来的开车时间贵得多。
抽气量算错，是所有真空系统"投运即不达标"的头号原因。它由三笔构成，其中第三笔经常被整笔漏掉：
第一笔：密封漏气量。按密封点法逐个点数，比拍脑袋给一个百分数靠谱得多。粗真空段（10~100 kPa）的经验值：DN≤100 法兰 0.10 kg/h、DN>100 法兰 0.25 kg/h、人孔手孔 0.6 kg/h、阀杆填料 0.20 kg/h、机械密封 0.30 kg/h、仪表接口与视镜 0.15 kg/h，最后按 15% 附加不可见泄漏与焊缝微漏。
第二笔：溶解气释放量。进料里溶解的氧、二氧化碳以及部分挥发性组分，在沸腾时全部释放。按 18 mg/L 估算，12 m³/h 的进料只有 0.22 kg/h，量级很小但不能记零——高含氧的膜浓缩产水会明显偏高。
第三笔：随不凝气夹带的水蒸气。这一笔往往是总量的 40%~60%，而且完全由抽气点温度决定。抽气点设在冷凝器冷端 40℃ 时，水汽分压 7.38 kPa，空气分压只剩 8.32 kPa，水汽/空气质量比 0.55；如果抽气点温度升到 55℃，水汽分压 15.7 kPa 顶满，空气分压趋零——泵抽的全是蒸汽，等于白抽。这就是表面冷凝器必须设不凝气冷却段的原因：把抽气点温度压下来，就是把泵的规格压下来。
体积流量换算式：
V = (n_air + n_H₂O) × 8.314 × T / P （m³/h，T 取 K，P 取 kPa）
其中 n_air = W_air / 29；水汽质量 W_H₂O = W_air × [p_s / (P − p_s)] × (18/29)，n_H₂O = W_H₂O / 18；p_s 为抽气点温度下的饱和水汽分压。泵样本给的是吸入状态下的体积流量，不是标准状态——按标态换算会把泵选小一半。
某钢铁厂焦化废水膜浓缩产水，进蒸发单元 12 m³/h（12 000 kg/h），TDS 4.0%（480 kg/h 的 NaCl/Na₂SO₄ 混盐），浓缩至 24% 出料。位号全套新开：加热器 E-1801、分离室 EV-1802、表面冷凝器 E-1803、喷射器 VP-1804、液环泵 VP-1805、罗茨泵 VP-1806（备选）、热井 V-1807、冷凝水泵 P-1808、混合冷凝器对照 C-1809。
① 蒸发量与压力。浓液量 = 480/0.24 = 2 000 kg/h，蒸发量 W = 12 000 − 2 000 = 10 000 kg/h。分离室绝压取 15.7 kPa → 纯水沸点 55℃，24% 混盐 BPE 取 7℃ → 溶液 62℃，二次蒸汽 62℃ 过热 7℃。
② 冷凝器面积。62℃ 汽化潜热 2 358 kJ/kg，Q = 10 000 × 2 358 = 23.58 GJ/h ≈ 6 550 kW。冷却水 32→40℃，对 62℃ 冷凝：ΔT₁=30、ΔT₂=22，LMTD = (30−22)/ln(30/22) = 25.8℃。取 K=900 W/(m²·K)，A = 6 550 000/(900×25.8) = 282 m²，加 15% 裕量 → 325 m²。循环水量 = 6 550/(4.18×8) = 196 kg/s ≈ 706 m³/h。
③ 抽气量。密封点法：DN≤100 法兰 62 处 → 6.2；DN>100 法兰 18 处 → 4.5；人孔手孔 5 处 → 3.0；阀杆填料 14 处 → 2.8；机械密封 4 处 → 1.2；仪表接口视镜 9 处 → 1.35；小计 19.05 kg/h，加 15% 附加 → 22.0 kg/h。溶解气 0.3 kg/h → 合计 22.3 kg/h，再乘 1.25 设计裕量 → 27.5 kg/h 干空气。抽气点 40℃、15.7 kPa：水汽分压 7.38 kPa、空气分压 8.32 kPa，水汽量 = 27.5×0.55 = 15.2 kg/h。总摩尔数 = 27.5/29 + 15.2/18 = 1.792 kmol/h，V = 1.792×8.314×313/15.7 = 297 m³/h，取 300 m³/h。
④ 泵型。15.7 kPa 吸入压力下液环泵抽速约衰减到铭牌的 85%，需 300/0.85 = 353 m³/h，选 2SK-6 型（铭牌 360 m³/h、该压力下约 310 m³/h），轴功率 22 kW，配闭路工作液 + 每周换水 0.5 m³。开车预抽用一台小喷射器 VP-1804：系统容积约 35 m³，从 101 kPa 抽到 15.7 kPa，t = 35/300 × ln(101.3/15.7) ≈ 13 分钟，可以接受。
⑤ 运行费对照。按年运行 7 000 h：喷射器方案动力蒸汽 140 kg/h → 980 t/a，按 200 元/t 计约 19.6 万元/a；液环泵方案 22 kW → 154 MWh/a，按 0.65 元/kWh 加工作液补水约 11.8 万元/a。本例电比汽便宜，选液环泵；若厂里蒸汽是"必须消纳"的富余低压汽，喷射器的账立刻反过来——真空泵的经济性从来不是泵本身决定的，是厂里的汽电比价决定的。
顺便算一下混合式的对照账：若改 C-1809 混合冷凝器，出水按 58℃ 控制，循环水只需 6 550/(4.18×26) ≈ 217 m³/h，加冷凝水共 227 m³/h，投资省一半。但 227 m³/h 的循环水全部带酚带氨，循环水排污与后端处理费用远超省下的设备钱——这就是第一节三问里第二问的直接后果。
坑一：按极限真空挑泵。样本极限压力 3.3 kPa 不等于在 15.7 kPa 下还有铭牌抽速。选型必须查该吸入压力点的抽速曲线，再乘 0.85 的衰减。
坑二：抽气量只算空气。漏掉的第三笔水蒸气占总量的四到六成。按 22 kg/h 干空气配一台 120 m³/h 的泵，投运后发现抽不住，还以为是泵的质量问题。
坑三：抽气点开在壳体顶部。顶部是蒸汽主流区，温度最高、水汽最多。抽气口必须开在冷凝器冷端的不凝气积聚区，并配不凝气冷却段，抽气温度控制在冷凝温度以下 15~20℃。
坑四：循环水按年均水温定真空。真空度必须按最热月的 32℃ 供水校核。按春秋季 26℃ 定出来的末效压力，到 8 月直接蒸发量掉两成，而且没有任何一台设备是"坏"的，你连索赔都找不到对象。
坑五：法兰垫片沿用常压配置。真空系统的泄漏九成发生在法兰和阀杆。真空侧建议全焊或带内外环的缠绕垫，人孔用双道 O 圈，投运前必须做正压氦检或真空衰减试验——抽不住的真空，八成不是泵小，是漏大。
带走三句话：真空度由冷凝器给上限，泵只负责维持；冷凝器看冷凝水要不要回收，泵看汽电比价；抽气量按混合气体积算，第三笔水蒸气别漏。写数据表时，把"操作压力 / 冷凝温度 / 循环水温度 / 抽气点温度 / 干空气量 / 混合气体积"六项并排列上，将来的争议能少一半——因为绝大多数真空不达标的争论，最后都落在这六个数里某一个填错了。
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