蒸发器选型
化工原理课程设计－－－蒸发器设计（二）
默认分类2007-07-20 14:30:43 阅读3037 评论2 字号：大中小订阅
第二章蒸发器工艺计算
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第一节流程图及对设计流程图的说明
1.1 蒸发操作流程的确定
蒸发装置流程是指多效蒸发器中蒸发器的数目及其组合排列方式,物料和蒸汽的流向,以及附属设备的安排等.多效蒸发器的流程根据加热蒸汽与料液的流向不同可以分为并流、逆流、平流及混流四种。
1.1.1 一般情况下，生产中通常用并流。如图2-1所示。并流操作，料液在效间的传输可以利用各效间的压差进行，而不用另外用泵来传输。同时由于效间沸点依次降低，前一效的料液进入后一效时，会因过热而自动发生蒸发。但是并流操作也有自己的缺点。各效的压力差依次减小，温度也依次减小，而料液的浓度依次升高，黏度依次增大，这对料液的传输不利。特别是对于高黏度的料液不宜采用并流方式进料。
1.1.2 逆流流程料液由末效加入，依次用泵送入前一效，随着料液浓度升高温度也越高。依次各效间黏度相差不是太大，传热系数变化也不是很大。逆流加料适合于黏度随浓度变化较大的料液，而不适宜热敏性物料的蒸发。
1.1.3 平流操作适合于有结晶析出的物料,或用于同时浓缩两种以上的水溶液体系.如图2-2所示。
1.1.4混流操作是在各效间兼用并流和逆流的加料方法，其具有并流和逆流的有点，同时克服了他们的缺点，但是操作比较复杂。
鉴于糖汁是热敏性料液，不宜采用逆流；其出效黏度变化也比较小，在并流能满足的情
况下，为了操作简便和经济，设计管路比较繁琐,其操作比较复杂，一般情况也不采用混流。从以上又知道，平流不合适于糖汁的蒸发。所以选择并流比较经济。
1.2. 蒸发效数的确定
采用多效蒸发的目的在于充分利用热能。通过二次蒸汽的再利用，减少蒸汽的消耗量，提高蒸汽的经济性。但是并不代表效数越多越好，其还受到经济和计算因素的限制，因此在确定效数时，应该综合考虑设备费用和操作费用总和最小来确定最合适效数。表2-1表示不同效数蒸发过程的单位蒸汽消耗量，可以借此作为选效参考。
表2-1 不同效数蒸发过程的单位蒸汽消耗量（㎏蒸汽/㎏水）[1]
在蒸发操作中,为保证传热的正常进行,每一效的温差不能小于5~7℃,对于电解质,采用2~3效,对于非电解质,采用4~6效.糖汁溶质属于非电解质,我们采用4效,以利于确保每一效的加热面积相同。
1.3流程图及对设计流程图的说明
1.3.1从以上分析，可以确定蒸发的流程图，并加以对其的说明。流程图如图2-3所示（也可参见附录1）：
1.3.2 该蒸发流程采用四效并流工艺流程，料液和蒸汽从一效进效，每效的出效蒸汽（二效蒸汽）进入下一效继续进行加热蒸发，依次这样进行直到四效，每一效的二次蒸汽根据具体情况进行抽汽，抽汽方案具体见后面分析。出四效的二次蒸汽经冷凝罐冷凝，冷凝液向下排出，不凝性气体直接排空。
第二节蒸发器类型选择
2.1由于生产要求的不同，蒸发设备有多种不同的结构型式。对常用的间壁传热式蒸发器，按溶液在蒸发器中的运动情况，大致可分为以下两大类：
2.1.1单程型蒸发器
特点：溶液以液膜的形式一次通过加热室，不进行循环。
优点：溶液停留时间短，故特别适用于热敏性物料的蒸发；温度差损失较小，表面传
热系数较大。
缺点：设计或操作不当时不易成膜，热流量将明显下降；不适用于易结晶、结垢物料的蒸发。此类蒸发器主要有
a.升膜式蒸发器
b.降膜式蒸发器
c.刮板式蒸发器
2.1.2循环型蒸发器
特点：溶液在蒸发器中做循环流动，蒸发器内溶液浓度基本相同，接近完成液的浓度。操作稳定。此类蒸发器主要有
a.中央循环管式蒸发器
b.悬筐式蒸发器
c.外热式蒸发器
d.列文式蒸发器
e.强制循环蒸发器。
其中，前四种为自然循环蒸发器。
2.2 蒸发器的选型[1]
中央循环管式蒸发器结构和原理：其下部的加热室由垂直管束组成，中间有一根直径较大的中央循环管。当管内液体被加热沸腾时，中央循环管内气液混合物的平均密度较大；而其余加热管内气液混合物的平均密度较小。在密度差的作用下，溶液由中央循环管下降，而由加热管上升，做自然循环流动。溶液的循环流动提高了沸腾表面传热系数，强化了蒸发过程。这种蒸发器结构紧凑，制造方便，传热较好，操作可靠等优点，应用十分广泛，有"标准蒸发器"之称。
目前糖厂也大多中央循环管式蒸发器，技术比较成熟。但是这种蒸发器的加热面积较小，随着蒸发罐向大型化的发展，单一的中央循降液管很难保证罐内糖汁的循环，因此在中央循环管蒸发器的基础上，加以改进，发展了一种新型的外循环式蒸发器，其把循环管安装在加热室的外面，加热室的直径比汁汽室的直径稍小，加热室的蒸汽从周边进入，在加热室外壳从上方开有长方形汽隙，外面包以环形蒸汽通道，这样使进入汽鼓的汽汁分布比较均匀。外循环管有两根，其上端与位于加热室顶部外周的集汁环连接。其中一根较低，其下部与分配器相接，分配器有一漏斗与出汁管相连接。在汽鼓中央安装一根直径不是很大的不凝汽管，汽凝水从接近与下管板的四个出水口排除。
外循环管蒸发器的优点：在加热室有限的情况下尽可能增大加热面积，结构紧凑，罐底容积也较小，相对缩小糖汁在罐内的停留时间，糖汁进出口装置合理，入汁不会与出汁混合。因此本次采用我国生产的TWX型外循环蒸发器。
第三节蒸发器工艺计算
蒸发的工艺计算主要是在已知料液流量、温度、浓度及最终完成液的浓度、加热蒸汽压和冷凝器中的压强的前提下，通过计算确定：加热蒸汽消耗量、溶剂蒸发量以及蒸发器传热面积，最后确定出设备尺寸。
蒸发工艺计算基本步骤：
（1）根据生产任务算出总的蒸发水量，然后分配到各效，求出各效的蒸发水量。
（2）由加热蒸汽压强和末效压强，根据溶液的蒸汽压、液柱静压及流动阻力所引起的温度损失，算出总的有效温度差，再根据各效传热面积相等的原则，将总的有效温度差分配致各效，找出蒸发操作的温度条件。
（3）选用各效传热系数的经验值。
（4）按传热速率方程算出各效传热面积。
3.1估算各效溶液的沸点和有效温度差
进入第一效蒸发器加热蒸汽压力为1.5atm（绝压），第四效的二次蒸汽压力为0.14atm （绝压）。以下全部化为绝压进行计算，即：
根据一般经验，各效压差分配有一个比值，如表2-2所示：
表2-2各效压力差分配[2]
总压力差
△P总=P0－P5=1.5atm-0.14atm=1.36atm
各效压力降为
△P1=11/40×△P总=11/40×1.36=0.374atm
△P2=10.5/40×△P总=10.5/40×1.36=0.357atm
△P3=9.5/40×△P总=9.5/40×1.36=0.323atm
△P4=9/40×△P总=9/40×1.36=0.306atm
P1`=P0-△P1=1.5-0.374=1.126atm =114.1KPa
P2`= P1`-△P2 =1.126-0.357=0.769atm =77.9KPa
P3`= P2`-△P3=0.769-0.323=0.446atm =45.2KPa
P4`=0.14atm=14.2KPa
查《化工原理》上册附录饱和水蒸气压表（以压强为标准）和饱和水蒸气压表（以温度为标准），再根据经验，汁汽每经过一道管，其温度降低1℃，即：
ti=Ti+1-1
可以依次求出各效加热蒸汽和汁汽的热力状况，如表2-3所示：
表2-3蒸发热力状况列表
3.2 抽汽方案的拟定
参考《糖制汁加热与蒸发》第37页图2某个糖厂的抽汽方案[2]，拟订本次设计的抽汽方案如表2-4：
表2-4 抽汽方案的确定（%C）
3.2 总蒸发水量和各效蒸发水量
3.2.1总蒸发水量：W总= g(1－)[2]
式中: g—清汁量%C，Bn—糖浆锤度，B0—清汁锤度
清汁取g=99.06% ，B0=13.6(oBx) Bn=B4=60(oBx)
W总= g(1－)
= 99.06% ×(1－) = 76.61%C
3.2.2 各效蒸发水量
W1 = D1 =
=
= 37.15%C
W2 = W1－E1 = 37.15%C－11.5%C =25.65%C
W3 = W2－E2 = 25.59%C－17.0%C = 8.65%C
W4 = W3－E3 = 8.59%C－3.5%C = 5.15%C
3.3 各效糖汁出口浓度及平均浓度
各效出口糖汁锤度：
Bn=
B1= = = 21.76(oBx)
B2= = = 36.26(oBx)
B3= = = 48.79(oBx)
B4= = = 59.98(oBx)
计算的B4与题给60(oBx)相差不多,下面用59.98进行计算
各糖汁的平均锤度=（进口锤度+出口锤度）/2
Bm1 = =17.68(oBx)
Bm2 = = 29.01(oBx)
Bm3 = = 42.52(oBx)
Bm4 = = 54.39(oBx)
3.4 确定各效传热有效温差
3.4.1计算浓度效应沸点升高
参考《糖汁加热与蒸发》P16公式[1]根据1-29：
e=
根据以上3.1所计算Bi和上表2-3的ti值进行计算，如下所示：e1= =0.35℃
依次求得各效沸点升高如表2-5所示：
表2-5 各效浓度效应的沸点升高表
则：∑⊿t沸=0.35+0.69+1.24+1.94=4.22 (°C)
3.4.2 静压效应沸点升高
本次设计用3米加热管，取液层高度为管长，即× 3 = 1m，液柱平均高度取为×1 = 0.5m = 50cm，由糖汁的平均锤度、汁汽温度和液层高度查《糖制汁加热与蒸发》[1]P17表1-6得静压效应沸点升高值表2-6所示：
表2-6 各效静压效应的沸点升高表
则：∑⊿t静=1.21+1.56+2.98+6.75=13.55 (°C)
3.4.3 管道汁汽温度损失
△T1 = 1℃△T2 = 1℃△T3 = 1℃
∑△T损= 1 + 1 + 1 = 3（℃）
所以可以计算出总有效温差为：
∑△T有效=Ⅰ效加热汽温度－末效汁汽温度－总温度损失
= 111.5 – 52.7-（4.22+13.55+3）= 38.03（℃）
3.4.5 各效糖汁沸点
= 104.3+ 0.35 + 1.21= 105.86（℃）
= 94.1 + 0.69+ 1.56= 96.35（℃）
= 79.7 + 1.24 +2.98 = 83.92（℃）
=52.7 + 1.94 + 7.80= 62.44（℃）
3.4.6 各效有效温差= 加热蒸汽温度－糖汁沸点
△T1 = 111.5 – 105.86 = 5.64（℃）
△T2 =103.3 – 96.35= 6.95（℃）
△T3 =93.1 – 83.92= 9.18（℃）
△T4 = 78.7 – 62.44= 16.26（℃）
即蒸发热力情况如下表2-7所示:
3.5 确定K值，求加热面积
3.5.1 计算各效需要的传热速率
参考《甘蔗糖厂设计手册上册》140页[2] ，各效传热量公式：
Qi=Wi×ri
Wi＝Bi×C
式中：Qi——传热速率，kW
Wi——各效蒸发水量，kg/h
ri——各效加热汽潜热，kJ/kg
清汁蔗比一般取99.06%，已知清汁量为43200kg/h，则可以算出对应的甘蔗量为：C=43200/99.06%=43610kg/h
Q1=37.15%×43610×2247.3=364.09×105(kJ/h)
Q2=25.65%×43610×2273.2=254.28×105(kJ/h)
Q3=8.65%×43610×2307.8=87.06×105(kJ/h)
Q4=5.15%×43610×2396.4=53.30×105(kJ/h)
3.5.2 K值的确定
参考《甘蔗糖厂设计手册上册》142页表3-61 国外传热系数经验值[2]，取各效传热系数如下：K1 =3.0 kW/ m2·℃
K2 =1.8 kW/ m2·℃
K3=0.7 kW/ m2·℃K4=0.45 kW/ m2·℃
3.5.3 加热面积的计算
加热面积：F =
式中Q为传热量，K为传热系数，△t为有效温差
A1 = =597.7(m2)
A2 = = 564.6(m2)
A3 = = 376.3(m2)
A4 = =202.3(m2)
3.5.4重新分配各有效温差，《常用化工单元设备设计》[3]P172：
△= A1△tn×
所以：△ = A1△t1×
= 597.7×5.64× =7.54
同理得：
△=8.78
△=7.73
△=7.36
各效糖汁沸点、汁汽温度：
Ⅰ：沸点= 111.5- 7.54 = 103.96(℃)
汁汽温度= 102.96 – 1.56= 101.40(℃)
Ⅱ：沸点=100.40 – 8.78 = 91.62(℃)
汁汽温度= 90.62 – 2.25 = 88.37(℃)
Ⅲ：沸点= 87.37–7.73=79.64(℃)
汁汽温度= 78.64- 4.22 =74.42(℃)
Ⅳ：沸点=73.42 – 7.36 = 66.06(℃)
汁汽温度= 60.44 – 9.74= 55.32(℃)
较核以后的热力表如下表2-8所示：
表2-8最后较核热力状况表
3.5.5 面积的重新校核与确定
由以上已经确定以下参数：
K1 =3.0 kW/ m2·℃K2 =1.8 kW/ m2·℃K3=0.7 kW/ m2·℃K4=0.45 kW/ m2·℃Q1=8848.4×2247.3=364.09×105(kJ/h)
Q2=8840.2×2273.2=254.28×105(kJ/h)
Q3=8013.3×2307.8=87.06×105(kJ/h)
Q4=7745.2×2396.4=53.30×105(kJ/h)
则面积的重新计算如下：
A1 = =448.6(m2) A2 = = 449.6(m2)
A3 = =448.8(m2) A4 = =445.6(m2)
误差为：1-Smin/Smax=1- =0.0089，试差合理，取用平均面积：
平均面积为：A=（A1+A2+A3+A4）/4=448.2（m2），取值为450 m2，
考虑安全和便于计算，取最终设计面积为500 m2，即取安全系数为：
=1.11 1.1≦1.11≦1.2
设计符合符合一般安全要求
3.6加热蒸汽消耗量的计算和各效蒸发量的校核
参考《常用化工单元设备的设计》[4] P276-277，进行有关计算如下：
有关计算过程符号的说明：
Wi-----原来设计时预定的蒸发的水量（kg/h）；
-----校核每效实际蒸发的水量（kg/h）；
D----加热生蒸汽消耗量；
r，ri------加热蒸汽和第i效二次蒸汽（本处指汁汽）的汽化潜热，kJ/kg；
Ii------第i效二次蒸汽的焓kJ/kg；
ii-------第i效溶液焓kJ/kg；
i0-------表示进料温度所对应的焓；
ηi ------第i效的热利用系数，对溶解热可以忽略的料液，ηi=0.98；
根据具体情况，《常用化工单元设备的设计》[4] P276-277，根据以下公式进行计算：
ηi =0.98-0.7△X
η1=0.98-0.7（0.2176-0.136）=0.9229
η2=0.98-0.7（0.3626-0.2176）=0.8785
η3=0.98-0.7（0.4879-0.3626）=0.8923
η4=0.98-0.7（0.5998-0.4879）=0.9017
进料温度t0=80℃
根据以上所得的参数，从《化工原理》上册附录表4和表5查得相应的热力参数[5]：
如表下表2-9所示：
另外对应第一效的加热生蒸汽温度为111.5℃查表得：r =2228.2（kJ/kg）, 进料温度t0=80 ℃，i0=334.94（kJ/kg）
根据《常用化工单元设备的设计》[4] P276-277参考公式：
W1= η1
Wi= ×ηi
根据抽汽方案,如下表2-10所示 :
表2-10 抽汽方案的确定（%C）
可以求出总抽汽量和各效抽汽量为 :
E=32.0%×43610=13955.2kg/h
Ⅰ效:E1=11.5%×43610=5015.2kg/hⅡ效:E2=17.0%×43610=7413.7kg/h
Ⅲ效:E3=3.5%×43610=1526.4kg/h
又因为原来假设各效蒸发水量为 :
W1= 37.15%×43610=16201（kg/h）W2=25.65%×43610=11186（kg/h）
W3=8.65%×43610=3774（kg/h）
则选择可以求出第i效进入i-1效的蒸汽量 =Wi-Ei , 以得 :
=16201-5015.2=11185.8（kg/h）=11186-7413.7=3772.3（kg/h）
=3774-1526.4=2247.6（kg/h）
= ×0.9229 （3-1）
= ×0.8785 （3-2）
= ×0.8923 （3-3）
＝×0.9017 （3-4）
又因为：W= + + + =33408
联立解式（3-1）、（3-2）、（3-3）、（3-4），可以求得：
D＝19851（kg/h）
= 16340（kg/h）=11093（kg/h）
=3699（kg/h）＝2242（kg/h）
校核结果与假设比较 :
=0.008 =0.008
=0.028 =0.002
从计算看出,设计方案与实际校核后的结果相差不大,所以设计比较合理，可以使用。
3.7 蒸发效率的计算
η=1- ×100％=1- =93.29％
最后设计结果如下表2-11所示
注:由于博客不支持公式(图片)格式,在计算中很多公式没有显示出来.
加热管的选择和管数的初步估计
1加热管的选择和管数的初步估计
蒸发器的加热管通常选用38*2.5mm无缝钢管。
加热管的长度一般为0.6—2m，但也有选用2m以上的管子。管子长度的选择应根据溶液结垢后的难以程度、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易选用短管。根据我们的设计任务和溶液性质，我们选用以下的管子。
可根据经验我们选取：L=2M，38*2.5mm
可以根据加热管的规格与长度初步估计所需的管子数n’，
=124（根）
式中S=----蒸发器的传热面积，m2，由前面的工艺计算决定（优化后的面积）；
d0----加热管外径，m；L---加热管长度，m；因加热管固定在管板上，考虑管板厚度所占据的传热面积，则计算n’时的管长应用（L—0.1）m.
2循环管的选择
循环管的截面积是根据使循环阻力尽量减小的原则考虑的。我们选用的中央循环管式蒸发器的循环管截面积可取加热管总截面积的40%--100%。加热管的总截面积可按n’计算。循环管内径以D1表示，则
所以mm
对于加热面积较小的蒸发器，应去较大的百分数。选取管子的直径为：循环管管长与加热管管长相同为2m。
按上式计算出的D1后应从管规格表中选取的管径相近的标准管，只要n和n’相差不大。循环管的规格一次确定。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。
3加热室直径及加热管数目的确定
加热室的内径取决于加热管和循环管的规格、数目及在管板撒谎能够的排列方式。
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。根据我们的数据表加以比较我们选用三角形排列式。
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，目前在换热器设计中，管心距的数据已经标准化，只要确定管子规格，相应的管心距则是定值。我们选用的设计管心距是：
确定加热室内径和加热管数的具体做法是：先计算管束中心线上管数nc，管子安正三角形排列时，
nc=1.1* ；其中n为总加热管数。初步估计加热室Di=t(nc-1)+2b’,式中b’=(1—1.5)d0.然后由容器公称直径系列，试选一个内径作为加热室内径并以该内径和循环管外景作同心圆，在同心圆的环隙中，按加热管的排列方式和管心距作图。所画的管数n必须大于初值n’，若不满足，应另选一设备内径，重新作图，直至合适。
由于加热管的外径为38mm，可取管心距为48mm；以三角形排列计算
，b’=(1—1.5)d0=1.5*d0，
Di=t(nc-1)+2b’=48*（13-1）+2*38*1.5=690mm，选取加热室壳体内径为800mm鄙厚为12mm；
4分离室直径与高度的确定
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的计算式为：
式中V-----分离室的体积，m3; W-----某效蒸发器的二次蒸汽量，kg/h;
P-----某效蒸发器二次蒸汽量，Kg/m3 ，U-----蒸发体积强度，m3/(m3*s);
即每立方米分离室体积每秒产生的二次蒸汽量。一般用允许值为U=1.1~1.5 m3/(m3*s)
根据由蒸发器工艺计算中得到的各效二次蒸汽量，再从蒸发体积强度U的数值范围内选取一个值，即可由上式算出分离室的体积。
一般说来，各效的二次蒸汽量不相同，其密度也不相同，按上式计算得到的分离室体积也不会相同，通常末效体积最大。为方便起见，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，其高度与直径符合关系，确定高度与直径应考虑一下原则：
（1）分离室的高度与直径之比H/D=1~2。对于中央循环管式蒸发器，其分离室一般不能小于1.8m，以保证足够的雾沫分离高度。分离室的直径也不能太少，否则二次蒸汽流速过大，导致雾沫夹带现象严重。
(2)在条件允许的情况下，分离室的直径尽量与加热室相同，这样可使结构简单制造方便。
（3）高度和直径都适于施工现场的安放。现取分离室中U=1.2m3/（m3*s）；
m3。H=1.8m，，D=1.2m
2接管尺寸的确定
流体进出口的内径按下式计算
式中-----流体的体积流量m3/s ；U--------流体的适宜流速m/s ，
估算出内径后，应从管规格表格中选用相近的标准管。
1溶液进出口
于并流加料的三效蒸发，第一效溶液流量最大，若各效设备尺寸一致的话，根据第一效溶液流量确定接管。取流体的流速为0.8 m/s；
所以取ф57X3.5mm规格管。
2加热蒸气进口与二次蒸汽出口
各效结构尺寸一致二次蒸汽体积流量应取各效中较大者。
所以取ф76X3.5mm规格管。
3冷凝水出口
冷凝水的排出一般属于液体自然流动，接管直径应由各效加热蒸气消耗量较大者确定。
所以取ф65X3.5mm规格管。
如何根据压缩机的制冷量计算冷凝器及蒸发器的面积
如何根据压缩机的制冷量配冷凝器散热面积？ 帖子创建时间: 2013年03月04日08:34评论：1浏览：2520投稿 1）风冷凝器换热面积计算方法 制冷量+压缩机电机功率/200~250=冷凝器换热面例如：（3SS1-1500压缩机）CT=40℃：CE=-25℃压缩机制冷量=12527W+压缩机电机功率11250W=23777/230=风冷凝器换热面积103m2 2）水冷凝器换热面积与风冷凝器比例=概算1比18（103 /18）=6m2 蒸发器的面积根据压缩机制冷量（蒸发温度℃×Δt相对湿度的休正系数查表）。 3）制冷量的计算方法：=温差×重量/时间×比热×设备维护机构 例如：有一个速冻库 1）库温-35℃ 2）速冻量1T/H 3）时间2/H内 4）速冻物质（鲜鱼） 5）环境温度27℃ 6）设备维护机构保温板计算：62℃×1000/2/H×0.82×1.23=31266 kcal/n 可以查压缩机蒸发温度CT =40 CE-40℃制冷量=31266 kcal/n 冷凝器换热面积大于蒸发器换热面积有什么缺点 如果通过加大冷凝风扇的风量可以吗 rainbowyincai |浏览1306 次 发布于2015-06-07 10:19 最佳答案 冷凝器换热面积大于蒸发器换热面积的缺点： 1、高压压力过低；
2、压机走湿行程，易液击，通过加大蒸发器风扇的风量。风冷
冷凝器和蒸发器换热面积计算方法： 1、风冷凝器换热面积计算方法：制冷量+压缩机电机功率/200~250=冷凝器换热面积 例如：（3SS1-1500压缩机）CT=40℃：CE=-25℃压缩机制冷量=12527 W+压缩机电机功率11250W=23777/230=风冷凝器换热面积103m2。 2、水冷凝器换热面积与风冷凝器比例=概算1比18（103 /18）=6m2，蒸发器的面积根据压缩机制冷量（蒸发温度℃×Δt相对湿度的休正系数查表）。 （注：文档可能无法思考全面，请浏览后下载，供参考。可复制、编制，期待你的好评与关注）
蒸发器的选择计算
. 新乡双赢蒸发器选择计算的任务是选择合适的蒸发器类型和计算蒸发器的传热面积，确定定型产品的型号与规格。蒸发器的传热面积计算公式为 Qe=kA△tm 式中Qe----蒸发器的制冷量，W； K-----蒸发器的传热系数，W/(M2.℃); A-----蒸发器的传热面积，M2； Tm----蒸发器的平均传热温差，℃。 对于冷却液体或空气的蒸发器，蒸发器的制冷量应为 Qe=Mc（T1-T2） Qe=M（H1-H2） 式中M---被冷却液体（水、乙二醇）或空气的质量流量，kg/s; C--------被冷却液体的比热，J/(kg.℃); T1、T2----被冷却液体进、出蒸发器的温度，℃； H1、H2----被冷却空气进、出蒸发器的比焓，J/kg。 对于制冷系统，M、c、T1、T2，通常是已知的。例如，为空调系统制备冷冻水，其流量、要求供出的冷冻水温度（T2)及回蒸发器的冷冻水温度（T1)都是已知的。因此，蒸发器的热负荷Qe是已知的。对于热泵系统，进蒸发器的温度T1与热泵的低位热源有关。例如，水作低位热源时，T1决定于水位（河水、湖水、地下水、海水等）的温度。而T2、M的确定需综合考虑热泵的COPh、经济性等因素确定。 蒸发器内制冷剂出口可能有一定的过热度，但过热所吸收的热量比例很小，因此在计算传热温差时，制冷剂的温度就认为是蒸发温度Te，平均传热温差应为 T1--T2 △tm=----------------- T1--Te LN--------- T2--Te △tm和Te的确定影响到系统的运行能耗、设备费用、运行费用等。如果Te取得低，则△tm增大，传热面积减少，降低了蒸发器设备费用；而系统的制冷量、性能系数减小，压缩机的功耗增加，运行费用增大。如果取得高，则与之相反。用于制取冷水的满液式蒸发器Te一般不低于2℃。关于△tm或（T2-Te）的推荐值列于表中。蒸发器的传热系数K与管内、外的放热系数、污垢热阻等因素有关，详细计算请参阅文献。表中还列出了常用蒸发器传热系数K的推荐值。 '.
多效蒸发器设计计算
多效蒸发器设计计算 （一） 蒸发器的设计步骤 多效蒸发的计算一般采用迭代计算法 （1） 根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸汽压强及冷凝 器压强）、蒸发器的形式（升膜蒸发器、降膜蒸发器、强制循环蒸发器、刮膜蒸发器）、流程和效数。 （2） 根据生产经验数据，初步估计各效蒸发量和各效完成液的组成。 （3） 根据经验，假设蒸汽通过各效的压强降相等，估算各效溶液沸点和有效总温 差。 （4） 根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发量和传热量。 （5） 根据传热速率方程计算各效的传热面积。若求得的各效传热面积不相等，则 应按下面介绍的方法重新分配有效温度差，重复步骤（3）至（5），直到所求得的各效传热面积相等（或满足预先给出的精度要求）为止。 （二） 蒸发器的计算方法 下面以三效并流加料的蒸发装置为例介绍多效蒸发的计算方法。 1.估值各效蒸发量和完成液组成 总蒸发量 （1-1） 在蒸发过程中，总蒸发量为各效蒸发量之和 W = W 1 + W 2 + … + W n （1-2） 任何一效中料液的组成为 （1-3） 一般情况下，各效蒸发量可按总政发来那个的平均值估算，即 （1-4） 对于并流操作的多效蒸发，因有自蒸发现象，课按如下比例进行估计。例如，三效W1：W2：W3=1：1.1：1.2 （1-5） 以上各式中 W — 总蒸发量，kg/h ； W 1，W 2 ，… ，W n — 各效的蒸发量，kg/h ； F — 原料液流量，kg/h ； x 0, x 1,…, x n — 原料液及各效完成液的组成，质量分数。 2.估值各效溶液沸点及有效总温度差 欲求各效沸点温度，需假定压强，一般加热蒸汽压强和冷凝器中的压强（或末效压强）是给定的，其他各效压强可按各效间蒸汽压强降相等的假设来确定。即 （1-6） 式中 — 各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差，Pa ； — 第一效加热蒸汽的压强，Pa ； — 末效冷凝器中的二次蒸汽的压强，Pa 。 多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算： （1-7） 式中 — 有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃； — 第一效加热蒸汽的温度，℃； — 冷凝器操作压强下二次蒸汽的饱和温度，℃； — 总的温度差损失，为各效温度差损失之和，℃。 p ?1p k p '∑∑? -'-=?)(1k T T t ∑?t 1T k T '∑?
蒸发器的设计计算
蒸发器设计计算 已知条件：工质为R22，制冷量kW 3，蒸发温度C t ?=70，进口空气的干球温度为C t a ?=211，湿球温度为C t b ?=5.151，相对湿度为34.56=φ％；出口空气的干球温度为C t a ?=132，湿球温度为C t b ?=1.112，相对湿度为80=φ％；当地大气压力Pa P b 101325=。 （1）蒸发器结构参数选择 选用mm mm 7.010?φ紫铜管，翅片厚度mm f 2.0=δ的铝套片，肋片间距 mm s f 5.2=，管排方式采用正三角排列，垂直于气流方向管间距mm s 251=，沿 气流方向的管排数4=L n ，迎面风速取s m w f /3=。 （2）计算几何参数 翅片为平直套片，考虑套片后的管外径为 mm d d f o b 4.102.02102=?+=+=δ 沿气流方向的管间距为 mm s s 65.21866.02530cos 12=?=?= 沿气流方向套片的长度为 mm s L 6.8665.21442=?== 设计结果为 mm s L 95.892565.2132532=+?=+= 每米管长翅片表面积： f b f s d s s a 100042221? ??? ?? -?=π ()5 .21000 4.10414.36 5.212522???? ???-??= m m 23651.0=
每米管长翅片间管子表面积： f f f b b s s d a ) (δπ-= ()5 .21000 2.05.24.1014.3? -??= m m 203.0= 每米管长总外表面积： m m a a a b f of 23951.003.03651.0=+=+= 每米管长管面积： m m d a i i 2027.0)20007.001.0(14.3=?-?==π 每米管长的外表面积： m m d a b b 2003267.00104.014.3=?==π 肋化系数： 63.14027 .03951 .0== = i of a a β 每米管长平均直径的表面积： m m d a m m 2 02983.020086 .00104.014.3=?? ? ??+?==π （3）计算空气侧的干表面传热系数 ①空气的物性 空气的平均温度为 C t t t a a f ?=+=+= 172 13 21221 空气在下C ?17的物性参数 3215.1m kg f =ρ
蒸发器冷凝器选型参数.doc
选型参数计算表 蒸发器简易选型 ( 仅供参考) 压缩机输 RT 104kcal/h 输入功率制冷量 KW 蒸发器片数 ( 冷冻水进 12°出 7°) 入功率备注 （kW）(COP3.33) （Hp) EATB25 EATB55 EATB85 小1 0.62 0.124 0.65 2.17 16 2°蒸发 1 0.7 0.2 2 0.75 2.5 18 2°蒸发 1.5 1.05 0.33 1.13 3.76 22 2°蒸发 2 1.4 0.4 3 1.50 5 26 2°蒸发 3 2.1 0.65 2.25 7.5 3 4 18 2°蒸发 4 2.8 0.86 3.00 10 44 22 2°蒸发 5 3.5 1.1 3.75 12.5 54 2 6 2°蒸发 6 4.2 1.29 4.50 15 30 2°蒸发 7 5 1.5 5.25 17.5 32 2°蒸发 8 5.7 1.7 6.00 20 36 2°蒸发 9 6.4 1.9 6.75 22.5 40 2°蒸发 10 7.1 2.1 7.50 25 46 2°蒸发 11 7.9 2.4 8.25 27.5 50 2°蒸发 12 8.5 2.6 9.00 30 56 36 2°蒸发 13 9.4 2.8 9.75 32.5 60 40 2°蒸发 14 10 3 10.50 35 64 42 2°蒸发 15 11 3.26 11.25 37.5 70 46 2°蒸发 16 11.3 3.44 12.00 40 74 48 2°蒸发 17 12.2 3.7 12.75 42.5 78 52 2°蒸发 18 12.7 3.87 13.50 45 84 56 2°蒸发 19 13.6 4.13 14.25 47.5 60 2°蒸发 20 14.2 4.3 15.00 50 64 2°蒸发 21 15 4.5 15.75 52.5 68 2°蒸发 22 15.6 4.7 16.50 55 74 2°蒸发 23 16.5 5 17.25 57.5 80 2°蒸发 24 17 5.16 18.00 60 84 2°蒸发 25 18 5.6 18.25 62.5 90 2°蒸发 26 20 6 19.00 65 98 2°蒸发 选型参数计算表
升膜蒸发器设计计算说明书
《食品工程原理》课程设计 目录 一 《食品工程原理》课程设计任务书 ............................................................................. 1 (1)．设计课题 ....................................................................................................................... 2 (2)．设计条件 ....................................................................................................................... 2 (3).设计要求.......................................................................................................................... 2 (4).设计意义.......................................................................................................................... 2 (5).主要参考资料 .................................................................................................................. 3 二 设计方案的确定 ............................................................................................................. 3 三 设计计算 ......................................................................................................................... 4 3.1.总蒸发水量 ..................................................................................................................... 4 3.2.加热面积初算 ................................................................................................................. 4 （1）估算各效浓度 ............................................................................................................. 4 （2）沸点的初算 ................................................................................................................. 4 （3）温度差的计算 ............................................................................................................. 5 （4）计算两效蒸发水量1V ，2V 及加热蒸汽的消耗量1S ................................................. 6 （5）总传热系数K 的计算 ................................................................................................. 7 （6）分配有效温度差，计算传热面积 ............................................................................. 9 3.3.重算两效传热面积 ....................................................................................................... 10 （1）第一次重算 ............................................................................................................... 10 3.4 计算结果 ...................................................................................................................... 11 四 蒸发器主要工艺尺寸的计算 (13) 五 简图-----------------------------------------------------------------------------------------------------13 （1）工艺流程图-----------------------------------------------------------------------------------------13 （2）细节图-----------------------------------------------------------------------------------------------14
冷却塔选型计算
冷却塔选型须知 1、请注明冷却塔选用的具体型号，或每小时处理的流量。 2 、冷却塔进塔温度和出塔水温。 3、请说明给什么设备降温、现场是否有循环水池，现场安装条件如何。 4、若需要备品备件及其他配件，有无其他要求等请注明。 5、非常条件使用请说明使用环境和具体情况，以便选择适当的冷却塔型号。 6、特殊情况、型号订货时请标明，以双方合同、技术协议约定专门进行设计。 冷却塔详细选型： 1、首先要确定冷却塔进水温度，从而选择标准型冷却塔、中温型冷却塔还是高温型冷却塔。 2、确定使用设备或者可以按照现场情况对噪声的要求，可以选择横流式冷却塔或者逆流式冷却塔。 3、根据冷水机组或者制冷机的冷却水量进行选择冷却塔流量，一般来讲冷却塔流量要大于制冷机的冷却水量。（一般取1.2—1.25倍）。 4、多台并联时尽量选择同一型号冷却塔。 其次，冷却塔选型时要注意： 1、冷却塔的塔体结构材料要稳定、经久耐用、耐腐蚀，组装配合精确。 2、配水均匀、壁流较少、喷溅装置选用合理，不易堵塞。 3、冷却塔淋水填料的型式符合水质、水温要求。 4、风机匹配，能够保证长期正常运行，无振动和异常噪声，而且叶片耐水侵蚀性好并有足够的强度。风机叶片安装角度可调，但要保证角度一致，且电机的电流不超过电机的额定电流。 5、电耗低、造价低，中小型钢骨架玻璃冷却塔还要求质量轻。 6﹑冷却塔应尽量避免布置在热源、废气和烟气发生点、化学品堆放处和煤堆附近。 7、冷却塔之间或塔与其它建筑物之间的距离，除了考虑塔的通风要求，塔与建筑物相互影响外，还应考虑建筑物防火、防爆的安全距离及冷却塔的施工及检修要求。 8、冷却塔的进水管方向可按90°、180°、270°旋转。 9、冷却塔的材料可耐-50℃低温，但对于最冷月平均气温低于-10℃的地区订货时应说明，以便采取防结冰措施。冷却塔造价约增加3%。 10、循环水的浊度不大于50mg/l，短期不大于100mg/l不宜含有油污和机械性杂质，必要时需采取灭藻及水质稳定措施。 11、布水系统是按名义水量设计的，如实际水量与名义水量相差±15%以上，订货时应说明，以便修改设计。 12、冷却塔零部件在存放运输过程中，其上不得压重物，不得曝晒，且注意防火。冷却塔安装、运输、维修过程中不得运用电、气焊等明火，附近不得燃放爆竹焰火。 13、圆塔多塔设计，塔与塔之间净距离应保持不小于0.5倍塔体直径。横流塔及逆流方塔可并列布置。 14、选用水泵应与冷却塔配套，保证流量，扬程等工艺要求。 15、当选择多台冷却塔的时候，尽可能选用同一型号。 此外，衡量冷却塔的效果还通常采用三个指标： （1）冷却塔的进水温度t1和出水温度t2之差Δt。Δt被称为冷却水温差，一般来说，温差越大，则冷却效果越好。对生产而言，Δt越大则生产设备所需的冷却水的流量可以减少。但如果进水温度t1很高时，即使温差Δt很大，冷却后的水温不一定降低到符合要求，因此这样一个指标虽是需要的，但说明的问题是不够全面的。
冷凝器换热面积计算方法
冷凝器换热面积计算方法 （制冷量 +压缩机功率）/200~250=冷凝器换热面 例如：（3SS1-1500压缩机）CT=40℃：CE=-25℃ 制冷量12527W+压缩机功率11250W 23777/230=气冷凝器换热面积103m2 水冷凝器换热面积与气冷凝器比例=概算1 比18；（103/18）= 6m2 蒸发器的面积根据制冷量（蒸发温度℃× Δt 进气温度） 制冷量=温差×重量/时间×比热×安全系数例如：有一个速冻库1 库温-35℃，2冷冻量1ton/H、3时间2/H 内，4 冷冻物品（鲜鱼）；5环境温度27℃；6 安全系数1.23 计算：62℃×1000/2/H×0.82×1.23=31266kcal/n 可以查压缩机蒸发温度CT=40；CE-40℃；制冷量=31266kcal/h NFB 与MC 选用 无熔丝开关之选用 考虑:框架容量AF（A）、额定跳脱电流AT（A）、额定电压（V），低电压配线建议选用标准 （单一压缩机） AF 取大于AT 一等级之值.（为接点耐电流的程度若开关会热表示AF选太小了） AT（A ） =电动机额定电流×1 .5 ~2 .5（如保险丝的IC 值） （多台压缩机） AT（A ）=（最大电动机额定电流×1 .5 ~2 .5）+其余电动机额定电流总和 ＩＣ启断容量，能容许故障时的最大短路电流，如果使用ＩＣ：５ｋＡ的断路器，而遇到１０ｋＡ的短路电流，就无法承受，ＩＣ值愈大则断路器内部
的消弧室愈大、体积愈大，愈能承受大一点的故障电流，担保用电安全。要搭配电压来表示220V 5KA 电压380V时IC值是2.5KA。 电磁接触器之选用 考虑使用电压、控制电压，連续电流I t h 之大小( 亦即接点承受之电流大小)，連续电流I th 的估算方式建议为I t h=马达额定电流×1.25/√ 3。直接启动时，电磁接触器之主接点应选用能启闭其额定电流之10 倍。额定值通常以电流A、马力HP或千瓦KW标示，一般皆以三相220V 电压之额定值为准。 电磁接触器依启闭电流为额 定电流倍数分为： (1).AC1级：1.5 倍以上，电热器或电阻性负载用。 (2).AC2B级：4 倍以上，绕线式感应电动机起动用。 (3).AC2级：4 倍以上，绕线式感应电动机起动、逆相制动、寸动控制用。 (4).AC3级：闭合10 倍以上，启断8 倍以上，感应电动机起动用。 (5).AC4级：闭合12 倍以上，启断10 倍以上，感应电动机起动、逆相制动、寸动控制用。 如士林sp21 规格 ◎额定容量CNS AC3级3 相 220~240V→kW/HP/A：5.5/7.5/24 380~440V→kW/HP/A：11/15/21 压缩功率计算 一. 有关压缩机之效率介绍: 1.体积效率(EFF V): 用以表示该压缩机泄漏或阀门间隙所造成排出的气体 流量减少与进入压缩机冷媒因温度升高造成比体积增加之比值 体积效率(EFF V)=压缩机实际流量/压缩机理论流量体积效率细分可分为二部分 (1)间隙体积效率 η vc＝V′ / V V′：实际之进排气量V ：理论之排气量间隙体积效率一般由厂商提供，当压
空调冷凝器工作原理及选择技巧
空调冷凝器工作原理及选择技巧 在制冷系统中，蒸发器、冷凝器、压缩机和节流阀是制冷系统中必不可少的四大件，这当中蒸发器是输送冷量的设备。制冷剂在其中吸收被冷却物体的热量实现制冷。压缩机是心脏，起着吸入、压缩、输送制冷剂蒸汽的作用。冷凝器是放出热量的设备，将蒸发器中吸收的热量连同压缩机功所转化的热量一起传。 空调机根据冷凝形式可分为：水冷式和空冷式两种，根据使用目的可分为单冷式和制冷制暖式两种，不论是哪一种型式的构成，都是由以下的主要部件组合而成的。 冷凝器的必要性基于热力学第二定律——根据热力学第二定律，封闭系统内部热能自发的流动方向是单向的，即只能从高热流向低热，在微观世界表现为承载热能的微观粒子只能由有序变成无序。所以，一个热机在有能量输入做功的同时，下游也必须有能量放出，这样上下游才会有热能差距，热能的流动才会成为可能，循环才会继续下去。 天津市隆泰冷暖设备制造有限公司主要从事研发、生产、销售空调用冷凝器及中央空调系统加工、安装、维修等。下面天津隆泰技术人员将为大家介绍泠凝器的工作原理及选择技巧： 工作原理 气体通过一根长长的管子（通常盘成螺线管），让热量散失到四周的空气中，铜之类的金属导入性能强，常用于输送蒸气。为提高冷凝器的效率经常在管道上附加热传导性能优异的散热片，加大散热面积，以加速散热。并通过风机加快空气对流的方式把热带走。 一般制冷机的制冷原理压缩机的作用是把工质由低温低压气体压缩成高温高压气体，再经过冷凝器，在冷凝器中冷凝成低温高压的液体，经节流阀节流后，则成为低温低压的液体。
低温低压的液态工质送入蒸发器，在蒸发器中吸热蒸发而成为压力较低的蒸汽，从而完成制冷循环。 单级蒸汽压缩制冷系统，是由制冷压缩机、冷凝器、蒸发器和节流阀四个基本部件组成。它们之间用管道依次连接，形成一个密闭的系统，制冷剂在系统中不断地循环流动，发生状态变化，与外界进行热量交换。 冷凝器的选择包括形式和型号的选择，并确定流经冷凝器的冷却水或空气的流量和阻力。冷凝器型式的选择要考虑当地的水源、水温、气候条件，以及制冷系统总制冷量的大小和制冷机房的布置要求。在确定冷凝器型式的前提下，根据冷凝负荷和冷凝器单位面积的热负荷来计算冷凝器的传热面积，以此来选定具体的冷凝器的型号。 天津市隆泰冷暖设备制造有限公司拥有强大的管理团队，公司总经理拥有大型企业管理及国家高新技术产业化项目的管理经验。研发团队主要是自研和外聘专业技术人员，公司的研发主管曾参与设计实施93年天津世乒赛场馆的中央空调的安装调试工作。
蒸发器的设计计算
蒸发器的设计计算
蒸发器设计计算 已知条件：工质为R22，制冷量kW 3，蒸发温度C t ?=70，进口空气的干球温度为C t a ?=211，湿球温度为C t b ?=5.151，相对湿度为34.56=φ％；出口空气的干球温度为C t a ?=132，湿球温度为C t b ?=1.112，相对湿度为80=φ％；当地大气压力Pa P b 101325=。 （1）蒸发器结构参数选择 选用mm mm 7.010?φ紫铜管，翅片厚度mm f 2.0=δ的铝套片，肋片间距 mm s f 5.2=，管排方式采用正三角排列，垂直于气流方向管间距mm s 251=，沿 气流方向的管排数4=L n ，迎面风速取s m w f /3=。 （2）计算几何参数 翅片为平直套片，考虑套片后的管外径为 mm d d f o b 4.102.02102=?+=+=δ 沿气流方向的管间距为 mm s s 65.21866.02530cos 12=?=?= 沿气流方向套片的长度为 mm s L 6.8665.21442=?== 设计结果为 mm s L 95.892565.2132532=+?=+= 每米管长翅片表面积： f b f s d s s a 100042221? ??? ? ? -?=π ()5.21000 4.10414.36 5.212522??? ? ???-??= m m 23651.0= 每米管长翅片间管子表面积：
f f f b b s s d a ) (δπ-= ()5 .210002.05.24.1014.3? -??= m m 203.0= 每米管长总外表面积： m m a a a b f of 23951.003.03651.0=+=+= 每米管长管内面积： m m d a i i 2027.0)20007.001.0(14.3=?-?==π 每米管长的外表面积： m m d a b b 2003267.00104.014.3=?==π 肋化系数： 63.14027 .03951 .0== = i of a a β 每米管长平均直径的表面积： m m d a m m 2 02983.020086.00104.014.3=?? ? ??+?==π （3）计算空气侧的干表面传热系数 ①空气的物性 空气的平均温度为 C t t t a a f ?=+=+= 172 1321221 空气在下C ?17的物性参数 3215.1m kg f =ρ ()K kg kJ c pf ?=1005 704.0=rf P s m v f 61048.14-?=
多效蒸发器设计计算
多效蒸发器设计计算 （一） 蒸发器的设计步骤 多效蒸发的计算一般采用迭代计算法 （1） 根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸汽压强 及冷凝器压强）、蒸发器的形式（升膜蒸发器、降膜蒸发器、强制循环 蒸发器、刮膜蒸发器）、流程和效数。 （2） 根据生产经验数据，初步估计各效蒸发量和各效完成液的组成。 （3） 根据经验，假设蒸汽通过各效的压强降相等，估算各效溶液沸点和有 效总温差。 （4） 根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发量和传热量。 （5） 根据传热速率方程计算各效的传热面积。若求得的各效传热面积不相 等，则应按下面介绍的方法重新分配有效温度差，重复步骤（3）至（5）， 直到所求得的各效传热面积相等（或满足预先给出的精度要求）为止。 （二） 蒸发器的计算方法 下面以三效并流加料的蒸发装置为例介绍多效蒸发的计算方法。 1.估值各效蒸发量和完成液组成 总蒸发量 （1-1） 在蒸发过程中，总蒸发量为各效蒸发量之和 W = W 1 + W 2 + … + W n （1-2） 任何一效中料液的组成为 （1-3） 一般情况下，各效蒸发量可按总政发来那个的平均值估算，即 （1-4） )110x x F W -=（n W W i =i i W W W F Fx x ---=210
对于并流操作的多效蒸发，因有自蒸发现象，课按如下比例进行估计。例如，三效W1：W2：W3=1：： （1-5） 以上各式中 W — 总蒸发量，kg/h ； W 1，W 2 ，… ，W n — 各效的蒸发量，kg/h ； F — 原料液流量，kg/h ； x 0, x 1,…, x n — 原料液及各效完成液的组成，质量分数。 2.估值各效溶液沸点及有效总温度差 欲求各效沸点温度，需假定压强，一般加热蒸汽压强和冷凝器中的压强（或末效压强）是给定的，其他各效压强可按各效间蒸汽压强降相等的假设来确定。即 （1-6） 式中 — 各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差，Pa ； — 第一效加热蒸汽的压强，Pa ； — 末效冷凝器中的二次蒸汽的压强，Pa 。 多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算： （1-7） 式中 — 有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃； — 第一效加热蒸汽的温度，℃； — 冷凝器操作压强下二次蒸汽的饱和温度，℃； — 总的温度差损失，为各效温度差损失之和，℃。 （1-8） 式中 — 由于溶液的蒸汽压下降而引起的温度差损失，℃； — 由于蒸发器中溶液的静压强而引起的温度差损失，℃； — 由于管路流体阻力产生压强降而引起的温度差损失，℃。 n p p p k '-=?1p ?1p k p '∑∑?-'-=?)(1k T T t ∑?t 1T k T '∑?∑∑∑∑?'''+?''+?'=??'?''?'''
蒸发器尺寸设计
蒸发器工艺尺寸计算 加热管的选择和管数的初步估计 1加热管的选择和管数的初步估计 蒸发器的加热管通常选用38*2.5mm无缝钢管。 加热管的长度一般为0.6—2m，但也有选用2m以上的管子。管子长度的选择应根据溶液结垢后的难以程度、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易选用短管。根据我们的设计任务和溶液性质，我们选用以下的管子。 可根据经验我们选取：L=2M，38*2.5mm 可以根据加热管的规格与长度初步估计所需的管子数n’， =124（根） 式中S=----蒸发器的传热面积，m2，由前面的工艺计算决定（优化后的面积）； d0----加热管外径，m；L---加热管长度，m；因加热管固定在管板上，考虑管板厚度所占据的传热面积，则计算n’时的管长应用（L—0.1）m. 2循环管的选择 循环管的截面积是根据使循环阻力尽量减小的原则考虑的。我们选用的中央循环管式蒸发器的循环管截面积可取加热管总截面积的40%--100%。加热管的总截面积可按n’计算。循环管内径以D1表示，则 所以mm 对于加热面积较小的蒸发器，应去较大的百分数。选取管子的直径为：循环管管长与加热管管长相同为2m。 按上式计算出的D1后应从管规格表中选取的管径相近的标准管，只要n和n’相差不大。循环管的规格一次确定。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。 3加热室直径及加热管数目的确定 加热室的内径取决于加热管和循环管的规格、数目及在管板撒谎能够的排列方式。 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。根据我们的数据表加以比较我们选用三角形排列式。
冷凝器换热面积计算方法
冷凝器换热面积计算方法 制冷量+压缩机电机功率/200~250=冷凝器换热面 例如：（3SS1-1500压缩机）CT=40℃：CE=-25℃压缩机制冷量=12527W+压缩机电机功率11250W=23777/230=风冷凝器换热面积103m2 水冷凝器换热面积与风冷凝器比例=概算1比18（103/18）=6m2 蒸发器的面积根据压缩机制冷量（蒸发温度℃×Δt相对湿度的休正系数查表）。 制冷量的计算方法 制冷量=温差×重量/时间×比热×设备维护机构 例如：有一个速冻库 1库温-35℃ 2速冻量1T/H 3时间2/H内 4速冻物质（鲜鱼） 5环境温度27℃ 6设备维护机构保温板 计算：62℃×1000/2/H×0.82×1.23=31266kcal/n 可以查压缩机蒸发温度CT=40CE-40℃制冷量=31266kcal/n 关于R410A和R22翅片管换热器回路数比的探讨晨怡热管(特灵亚洲研发中心上海200001)申广玉2008-6-15 20:10:07 摘要:通过理论计算得出了相同换热量和相同工况下,采用5/16″管径R410A蒸发器(或冷凝器)与采用3/8″管径R22蒸发器(或冷凝器)时回路数的比值,并指出比值是两工质物性差异和盘管的内径及当量摩擦阻力系数差异共同作用的结果。 关键词:R410A;回路数;蒸发器;冷凝器 中图分类号:TQ051 文献标识码: B
1前言 随着人类环保意识的提高,新冷媒技术的发展和应用已成为空调器发展的方向和关注的焦点。目前,国际上一致看好的R22替代物是混合工质R407C和R410A。其中R410A是HFC 32和HFC 125按照50%:50%的质量百分比组成的二元近共沸混合制冷剂,它的温度滑移不超过0.2℃(R407C温度滑移约7℃左右),这给制冷剂的充灌、设备的更换提供了很多方便。另外,由于R410A系统运行的蒸发压力和冷凝压力比R22高60%,所以系统性能对压力损失不敏感,每个回路工质循环流速可以加大,有利于换热器的强化换热,这为提高R410A系统的整体能效创造了有力条件。 正是由于R410A具有上述优点,在R22用量最大的单元式空调和热泵产品中,R410A是其首要的替代品。美国有望在2007年底将R410A产品在单元式空调的应用比例提高到80%,并在2009年底接近100%[1]。 但是R410A和R22物性存在着上述明显差异而不能在原R22系统中直接充注替代使用,应该对新的R410A 系统中的压缩机、蒸发器、冷凝器、节流机构和系统管路等部件重新设计才能达到系统的最佳匹配。本文仅以R410A和R22翅片管蒸发器和冷凝器的回路数相对比进行说明。 2R410A和R22翅片管蒸发器回路数比计算 目前常用的R22换热器一般采用的是3/8″内螺纹管,R410A换热器一般采用的是5/16″内螺纹。无特殊说明,所述的R410A和R22换热器即分别指这两种结构的换热器。 无论采用何种工质,在设计蒸发器时,一般均要保证工质在蒸发器中的饱和温度降ΔT相同,即:
蒸发器的选择计算
新乡双赢蒸发器选择计算的任务是选择合适的蒸发器类型和计算蒸发器的传热面积，确定定型产品的型号与规格。蒸发器的传热面积计算公式为 Qe=kA△tm 式中Qe----蒸发器的制冷量，W； K-----蒸发器的传热系数，W/(M2.℃); A-----蒸发器的传热面积，M2； Tm----蒸发器的平均传热温差，℃。 对于冷却液体或空气的蒸发器，蒸发器的制冷量应为 Qe=Mc（T1-T2） Qe=M（H1-H2） 式中M---被冷却液体（水、乙二醇）或空气的质量流量，kg/s; C--------被冷却液体的比热，J/(kg.℃); T1、T2----被冷却液体进、出蒸发器的温度，℃； H1、H2----被冷却空气进、出蒸发器的比焓，J/kg。 对于制冷系统，M、c、T1、T2，通常是已知的。例如，为空调系统制备冷冻水，其流量、要求供出的冷冻水温度（T2)及回蒸发器的冷冻水温度（T1)都是已知的。因此，蒸发器的热负荷Qe是已知的。对于热泵系统，进蒸发器的温度T1与热泵的低位热源有关。例如，水作低位热源时，T1决定于水位（河水、湖水、地下水、海水等）的温度。而T2、M的确定需综合考虑热泵的COPh、经济性等因素确定。 蒸发器内制冷剂出口可能有一定的过热度，但过热所吸收的热量比例很小，因此在计算传热温差时，制冷剂的温度就认为是蒸发温度Te，平均传热温差应为 T1--T2 △tm=----------------- T1--Te LN--------- T2--Te △tm和Te的确定影响到系统的运行能耗、设备费用、运行费用等。如果Te取得低，则△tm增大，传热面积减少，降低了蒸发器设备费用；而系统的制冷量、性能系数减小，压缩机的功耗增加，运行费用增大。如果取得高，则与之相反。用于制取冷水的满液式蒸发器Te一般不低于2℃。关于△tm或（T2-Te）的推荐值列于表中。蒸发器的传热系数K与管内、外的放热系数、污垢热阻等因素有关，详细计算请参阅文献。表中还列出了常用蒸发器传热系数K的推荐值。
蒸发器选型
化工原理课程设计－－－蒸发器设计（二） 默认分类2007-07-20 14:30:43 阅读3037 评论2 字号：大中小订阅 第二章蒸发器工艺计算 (请尊重版权，谢绝转载) 第一节流程图及对设计流程图的说明 1.1 蒸发操作流程的确定 蒸发装置流程是指多效蒸发器中蒸发器的数目及其组合排列方式,物料和蒸汽的流向,以及附属设备的安排等.多效蒸发器的流程根据加热蒸汽与料液的流向不同可以分为并流、逆流、平流及混流四种。 1.1.1 一般情况下，生产中通常用并流。如图2-1所示。并流操作，料液在效间的传输可以利用各效间的压差进行，而不用另外用泵来传输。同时由于效间沸点依次降低，前一效的料液进入后一效时，会因过热而自动发生蒸发。但是并流操作也有自己的缺点。各效的压力差依次减小，温度也依次减小，而料液的浓度依次升高，黏度依次增大，这对料液的传输不利。特别是对于高黏度的料液不宜采用并流方式进料。 1.1.2 逆流流程料液由末效加入，依次用泵送入前一效，随着料液浓度升高温度也越高。依次各效间黏度相差不是太大，传热系数变化也不是很大。逆流加料适合于黏度随浓度变化较大的料液，而不适宜热敏性物料的蒸发。 1.1.3 平流操作适合于有结晶析出的物料,或用于同时浓缩两种以上的水溶液体系.如图2-2所示。 1.1.4混流操作是在各效间兼用并流和逆流的加料方法，其具有并流和逆流的有点，同时克服了他们的缺点，但是操作比较复杂。 鉴于糖汁是热敏性料液，不宜采用逆流；其出效黏度变化也比较小，在并流能满足的情
况下，为了操作简便和经济，设计管路比较繁琐,其操作比较复杂，一般情况也不采用混流。从以上又知道，平流不合适于糖汁的蒸发。所以选择并流比较经济。 1.2. 蒸发效数的确定 采用多效蒸发的目的在于充分利用热能。通过二次蒸汽的再利用，减少蒸汽的消耗量，提高蒸汽的经济性。但是并不代表效数越多越好，其还受到经济和计算因素的限制，因此在确定效数时，应该综合考虑设备费用和操作费用总和最小来确定最合适效数。表2-1表示不同效数蒸发过程的单位蒸汽消耗量，可以借此作为选效参考。 表2-1 不同效数蒸发过程的单位蒸汽消耗量（㎏蒸汽/㎏水）[1] 在蒸发操作中,为保证传热的正常进行,每一效的温差不能小于5~7℃,对于电解质,采用2~3效,对于非电解质,采用4~6效.糖汁溶质属于非电解质,我们采用4效,以利于确保每一效的加热面积相同。 1.3流程图及对设计流程图的说明 1.3.1从以上分析，可以确定蒸发的流程图，并加以对其的说明。流程图如图2-3所示（也可参见附录1）： 1.3.2 该蒸发流程采用四效并流工艺流程，料液和蒸汽从一效进效，每效的出效蒸汽（二效蒸汽）进入下一效继续进行加热蒸发，依次这样进行直到四效，每一效的二次蒸汽根据具体情况进行抽汽，抽汽方案具体见后面分析。出四效的二次蒸汽经冷凝罐冷凝，冷凝液向下排出，不凝性气体直接排空。 第二节蒸发器类型选择 2.1由于生产要求的不同，蒸发设备有多种不同的结构型式。对常用的间壁传热式蒸发器，按溶液在蒸发器中的运动情况，大致可分为以下两大类： 2.1.1单程型蒸发器 特点：溶液以液膜的形式一次通过加热室，不进行循环。 优点：溶液停留时间短，故特别适用于热敏性物料的蒸发；温度差损失较小，表面传
蒸发器计算[1]
三、蒸发器的设计计算 1 蒸发器进口空气状态参数 当进口处空气干球为27℃，湿球温度19℃时，查湿空气的h-d图，得出蒸发器进口处湿空气的比焓值h1=55 kJ/kg，含湿量d=11g/ kg，相对湿度φ1=50%。 2 风量及风机的选择 蒸发器所需要风量一般按每kW冷量取0.05m3/s的风量，故蒸发器风量q v q v= 0.05Q0= 0.05×5.25=0.2651m3/s=945 m3/ h 则q v总=2 q v=1890m3/ h（两个系统） 查亿利达风机样本，选SYZ9-7I型离心式风机，该风机的风量q v′为2000 m3/ h，全压H为216Pa，转速n=800r/min，配用电机功率P=250W，则机组的机外余压为50Pa。 3 蒸发器进、出口空气焓差及出口处空气焓值 （1）蒸发器进、出口空气焓差 △h= h1- h2= Q0/（ρq v′）=4.820/（1.2×0.56）=7.173（kJ/kg） （2）蒸发器出口处空气焓值h2 h2= h1-△h=55-7.173=47.827（kJ/kg） 设蒸发器出口处空气的相对湿度φ2=90%，则蒸发器出口处空气的干球温度t2g=15.6℃，含湿量d=10g/kg。将h-d图上的空气进、出口状态点1、2相连，延长与饱和线相交，得t3=14℃，h3=39 kJ/kg。 4 初步确定蒸发器结构参数 采用强制对流的直接蒸发式蒸发器，连续整体式铝套片。紫铜管为d0=φ9.52mm×0.35mm，正三角形排列，管间距S1=25mm，排间距S2=21.65 mm，铝
片厚δ=0.11 mm，片距S f=1.8 mm，铝片热导率λ=204W/（m·K）。 （1）每米管长翅片表面积 αf=（S1 S2-πd02/4）×2×S f-1=（0.025×0.02165-0.09522×π/4）×2/0.0018 =(0.00054125-0.000071144864)/0.0009=0.52233904(m2/m) (2) 每米管长翅片间基管外表面积αb αb=π（S f-δ）/ S f=π×0.00952×(0.0018-0.0011)/0.0018=0.0281(m2/m) (3) 每米管长总外表面积αof αof=αf+αb=0.52233904+0.0281=0.551(m2/m) (4) 每米管长内表面积αi αi=πd i l=3.14×0.00882×1=0.0276948(m2/m) (5) 肋化系数β β=αof/αi=0.551/0.0276948=19.9 (6) 肋通系数α α=A of/NA y=αof / S1=0.551/0.025=22.04 (7) 净面比ε(指最窄流通面积与迎风面积之比) ε=(S1-d0)(S f-δ)/( S1 S f)=(0.025-0.00952)(0.0018-0.00011)/(0.025×0.0018) =0.024048×0.00169/(0.025×0.0018)=0.903 (8) 结构设计传热面积、管长及外形尺寸 取沿气流方向管排数N=3，蒸发器分上下两个系统，迎面风速取ωf=2m/s，则 A、最小截面流速成ωmax=ωf/ε=2/0.903=2.22（m/s） B、迎风面积A y= q v′/ωf=1000/（3600×2）=0.139 （m2） C、总传热面积A of=A yαN=0.139×22.04×3=9.191 （m2）