真空双效蒸发器及辅助设备的设计计算

XXXXX大学

课程设计计算说明书

课程设计题目：真空双效蒸发器及辅助设备的设计计算设计者：

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院、系、专业：

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参考资料

冯骉.食品工程原理.北京：中国轻工业出版社，2006

高福成.食品工程原理.北京：中国轻工业出版社，2001

蔡增基，龙天渝.流体力学泵与风机.北京：中国建筑工业出版社，2004

张和平，张列兵.现代乳品工业手册.北京：中国轻工业出版社，2005

王静康.化工过程设计.北京：化工工业出版社，2006

娄爱娟，吴志泉，吴叙美.化工设计.上海：华东理工大学出版社，2002

武建新.乳品技术装备.北京：中国轻工业出版社，2000

张和平，张佳程.乳品工艺学.北京：中国轻工业出版社，2007

中国食品发酵工业研究院.中国海诚工程科技股份有限公司.江南大学.2004

蒸发设备的流程图：

料泵→预热器→一效蒸发器→分离器→二效蒸发器→分离器→水力喷射泵→井水泵

初步确定设备

1、设备采用顺流标准双效蒸发加热器式的浓缩设备。因为用法则后一效

蒸发器的压强较前一效的低，帮溶液在各效间的流动不需要用泵来输送，并且由于前一效溶液比后一效沸点高，当溶液由前一效进入后一效蒸发器时，即呈过热状态自行蒸发，可以产生更多的二次蒸汽，使在次一效能蒸发出更多的溶液。外加热器的循环速度大，可以用泵强制循环，检修，清洗也方便。

2、I效浓缩设备采用强制循环形式，可以用来提高传热系数，II效浓缩设

备采用自然循环形式。

3、离心泵的性能参数即为表征离心泵特性的参数，主要有泵的流量，压

头，轴功率和效率。由于离心泵在实际运转中存在着各种形式的能量损失，因此泵由电机获得的轴功并不能全部有效的转化为流体的机械能。

4、冷凝部分采用水力喷射泵，因具兼有冷凝器及抽真空作用，故不用再

配置真空装置；结构简单，造价低，整个冷凝器装置功率消耗小，占地面积小。

蒸发器计算说明

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-?=

HTFS冷凝器蒸发器设计

干式蒸发器设计与校核 I.系统参数确定利用SolKane对系统参数进行设计：输入蒸发温度、冷凝温度，过热度设定为4℃，过热度太大，会引起蒸发器设计面积过大；蒸发器压降设定为0.5bar，过冷度设定在2.0℃，冷凝器压降为0.3bar。

II.HTFS 设计 1.Problem Definition 项目定义 ⑴Application Options -应用选型冷侧与热侧的Application 应用会自动根据后面的过程参数中进出口干度调整，在选择时可保持默认状态。。 ⑵Process Data-过程参数类别污垢系数/m 2·K·W -1 类别污垢系数/m 2·K·W -1 远海海水 0.000086 处理过的冷水塔循环用水 0.00017 近海海水 0.00017 经处理的工业循环用水 0.00017 城市生活用水 0.00017 清净河水 0.00034 自来水/井水/湖水 0.00017 未经处理的工业循环用水 0.00043 混浊河水 0.0005 参考换热器设计手册对于冷凝器和蒸发器来说，因管内外传热系数均很大，所以污垢系数对换热器的面积影响非常大。估计压降容许压降

2.Property Data-物性参数 ⑴Hot Stream Compositions 热侧流体组成 ⑵Property Methods 物性方法第一步：Search Databank 从数据库搜索组分删除组分

⑶Search Chemical Components 加入组分 ⑷Hot Stream Properties 生成物性 ⑷冷侧流体物性参数生成操作与热侧流体一样。第四步：Restore Defaults 重置物性

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-冷凝器-设计

Q=KFΔtm式中：Q―热流量；K―总传热系数；F―换热面积；Δtm―冷热流体的平均温差。设计示例：设计一个R22，10HP，制冷量为28kW 的系统的蒸发器和冷凝器，设计参数如下：蒸发温度t0，C 7 管内径di，mm 8.82 冷凝温度tk，C 54 管外径do，mm 9.52 蒸发器回风温度t1，C 27C/19 管间距H1，mm 25.4 蒸发器出风温度t2，C 17/70% 排间距H2，mm 22 冷凝器回风温度t1，C 35 蒸发器翅片间距df，mm 2.1 冷凝器出风温度t2，C 45 蒸发器翅片间距df，,mm 1.9 过冷度tsc，C 5 翅片厚度δ，mm 0.115 过热度tsh，C 5 蒸发器风量，m3/h 5600 蒸发器迎面风速，m/s 冷凝器风量，m3/h 10400 冷凝器迎面风速，m/s 蒸发器的设计： Δtm=(Δtmax—Δtmin)/ln(Δtmax/Δtmin)=（（27-7）-（17-7））/ln((27-7)/(17-7))=14.4C 选取K=40 W/（m2.C） Q=KFΔtm (W) F=Q/KΔt=28000/(40*14.4)=48.6m2 计算所选翅片管单位长度的外表面积：外表面铜管面积： S1=3.14*（do+δ*2）*(df- δ)/df=3.14*(9.52+0.115*2)*(2.1-0.115)/2.1/1000=0.0289m2 外表面翅片面积： S2=(H1*H2-(3.14*(do+δ *2)^2/4))/df/1000=(25.4*22-(3.14*(9.52+0.115*2)^2/4))/10^3/2.1=0.4611m2 St=S1+S2=0.0289+0.4611=0.49m2 所需管路总长度： L=F/St=48.6/0.49=99.18m 方案1：可以先假设每一回路到12m, N’=L/12=8.26, 取整为8，设为3 排，每排取每4 行一个回路，那么单排为8*4=32 根，高度为32*25.4=812.8mm。3 排有N=96 根，那单根长度L’=99.18/96=1.03m, L’/H=1.23。方案2：可以先假设每一回路到10m, N’=L/10=9.9, 取整为10，设为3 排，每排取每2 行一个回路，那么单排为10*2=20 根，高度为20*25.4=508mm。3 排有N=60 根，那单根长度L’=99.18/60=1.653m, L’/H=3.24。冷凝器的设计： Δtm=(Δtmax—Δtmin)/ln(Δtmax/Δtmin)=（（54-35）-（54-45））/ln((54-35)/(54-45))=13.38C

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 '∑?

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V，V2及加热蒸汽的消耗量S (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)

蒸发器的设计计算

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-?=

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。

多效蒸发器设计计算

多效蒸发器设计计算 Document serial number【UU89WT-UU98YT-UU8CB-UUUT-UUT108】

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：：（1-5）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 1 T k T '∑?

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）

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 W =F （1-西） X i 在蒸发过程中，总蒸发量为各效蒸发量之和 W = W 1 + W 2 + …+ W （1-2 ）任何一效中料液的组成为 Fx o x i ' F -W 1-W 2-…Wi 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）因有自蒸发现象，课按如下比例进行估计。例如, （1-5）以上各式中 W —总蒸发量，kg/h ; W 1，W 2，…，Wi —各效的蒸发量，kg/h ; F —原料液流量，kg/h ; X 0,为,…,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 “ n （1- 6）式中p —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 ； (1-1 ) (1-3) W 」对于并流操作的多效蒸发, 三效 W1: W2: W3=1: 1.1 : 1.2

蒸发器计算

3.2.1工况参数确定进口空气状态参数：干球温度1 a t =27℃，相对湿度1a φ=50%；出口空气状态参数：干球温度2 a t =10℃，相对湿度2a φ=90%；当地大气压力为101.32Kpa ，蒸发温度0t =0℃。计算中，下标a 表示空气侧，下标r 表示制冷剂侧，下标1表示进口，下标2表示出口。 3.2.2初步规划散热板及翅片与百叶窗的尺寸示意图如图3.1所示。散热板：宽度 T w =70mm ，高 T h =3mm ，铝板厚度 T δ=0.5mm ，边缘宽度3.5mm ，内部隔板宽度4mm ，由此可以计算出内部流道尺寸H h 、 H w 分别为 H h = T h -2 T δ=3-2×0.5 mm =2mm （3-3） H w = T w -2× 3.5-4 =70-2× 3.5-4 mm=59mm （3-4）图3.1 蒸发器尺寸规划图翅片：宽度 F w =70mm ，高度 F h =8mm ，厚 F δ =0.1mm ，间距 F p =2mm ；

百叶窗：百叶窗间距 L p =1.1mm ，百叶窗长度L l =7mm ，百叶窗角度；每米散热板长外表面积 a b A ,为 a b A ,=2（T h ＋T w ）=2×（3＋70）=146×3 10 - m m /2 （3-5）每米散热板长翅片表面积 a f A ,为 a f A ,=2×8×3 10 -×70× 3 10 -× 3 10 21-?m m /2 =560×310- m m /2 （3-6）每米散热板总外表面积 a A 为 a A =a b A ,＋a f A ,=146×310-＋560×310-m m /2=706×3 10 -m m /2 （3-7）由于层叠式蒸发器的流程较少，而且在流道转弯处制冷剂与空气成顺流流动形式，因此按逆流方式计算的对数平均温差偏大。另外，湿工况在增大空气侧表面传热系数的同时也增大了掖膜热阻，因此，空气侧的实际表面传热系数低于计算结果。综合两方面的考虑，传热系数与对数平均温差之积必须乘上一修正因子，取4.0=ψ，则所需总传热面积（以外表面为基准）A 0为 m t K Q A ?= ψ0 （3-8）式中，K---蒸发器传热系数 m t ?---蒸发器对数平均温差取传热系数 ) /(57.2442 K m W K ?= 对数平均温差公式如下：

多效蒸发器设计计算

多效蒸发器设计计算公司内部编号：（GOOD-TMMT-MMUT-UUPTY-UUYY-DTTI-

（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：：（1-5）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，℃； p ?1p k p '∑∑?- '-=?)(1k T T t ∑?t 1 T k T '

翅片式换热器的设计及计算

制冷剂系统翅片式换热器设计及计算制冷剂系统的换热器的传热系数可以通过一系列实验关联式计算而得，这是因为在这类换热器中存在气液两相共存的换热过程，所以比较复杂，现在多用实验关联式进行计算。之前的传热研究多对于之前常用的制冷剂，如R12，R22，R717，R134a等，而对于R404A和R410A的，现在还比较少。按照传热过程，换热器传热量的计算公式为： Q=KoFΔtm (W) Q—单位传热量，W Ko—传热系数，W/（m2.C） F—传热面积，m2 Δtm—对数平均温差，C Δtmax—冷热流体间温差最大值，对于蒸发器，是入口空气温度—蒸发温度，对于冷凝器，是冷凝温度—入口空气温度。 Δtmin—冷热流体间温差最小值，对于蒸发器，是出口空气温度—蒸发温度，对于冷凝器，是冷凝温度—出口空气温度。传热系数K值的计算公式为： K=1/（1/α1+δ/λ+1/α2）但换热器中用的都是圆管，而且现在都会带有肋片（无论是翅片式还是壳管式），换热器表面会有污垢，引入污垢系数，对于蒸发器还有析湿系数，在设计计算时，一般以换热器外表面为基准计算传热，所以对于翅片式蒸发器表述为： Kof--以外表面为计算基准的传热系数，W/（m2.C） αi—管内侧换热系数，W/（m2.C） γi—管内侧污垢系数，m2.C/kW δ，δu—管壁厚度，霜层或水膜厚度，m λ，λu—铜管，霜或水导热率，W/m.C ξ，ξτ—析湿系数，考虑霜或水膜使空气阻力增加系数，0.8-0.9（空调用亲水铝泊时可取1）αof—管外侧换热系数，W/（m2.C） Fof—外表面积，m2 Fi—内表面积，m2 Fr—铜管外表面积，m2 Ff—肋片表面积，m2 ηf—肋片效率，公式分析：从收集的数据（见后表）及计算的结果来看，空调工况的光滑铜管内侧换热系数在2000-4000 W/（m2.C）（R22取前段，R134a取后段，实验结果表明，R134a的换热性能比R22高)之间。因为现在蒸发器多使用内螺纹管，因此还需乘以一个增强因子1.6-1.9。下面这个计算公式来自《制冷原理及设备》（第二版，1996，吴业正主编）：

2.4三效蒸发器设计

目录第一章设计方案的确定 (3) 1.1 蒸发器的类型与选择 (3) 1.2 蒸发操作条件的确定 (1) 1.2.1 加热蒸汽压强的确定 (1) 1.2.2 冷凝器操作压强的确定 (2) 第二章蒸发工艺的设计计算 (2) 2.1 蒸发器的设计步骤 (2) 2.2 各效蒸发量和完成液浓度的估算 (2) 2.3溶液沸点和有效温度差的确定 (3) 2.3.1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失?/ (4) 2.3.2由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失?'' (4) 2.3.3由流动阻力而引起的温度差损失?''' (5) 2.3.4各效溶液的沸点和有效总温度差 (6) 2.4加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算 (6) 2.5估算蒸发器的传热面积 (7) 2.6温差的重新分配与试差计算 (8) 2.6.1重新分配各效的有效温度差 (8) 2.6.2重复上述计算步骤 (9) 第三章蒸发器的主要结构工艺尺寸的设计 (14) 3.1 加热管的选择和管束的初步估计 (14) 3.1.1 循环管直径的选择 (14) 3.1.2 加热室直径及加热管数目的确定 (15) 3.1.3分离室直径和高度的确定 (16) 3.2接管尺寸的确定 (15) 3.2.1溶液的进出口管 (15) 3.2.2加热蒸汽与二次蒸汽接管 (15) 3.2.3冷凝水出口 (16) 第四章蒸发装置的辅助设备的设计 (17) 4.1 气液分离器 (17)

4.2蒸汽冷凝器主要类型 (17) 4.3蒸汽冷凝器的设计与选用 (19) 4.3.1工作水量的计算 (19) 4.3.2喷射器结构尺寸的计算 (19) 4.3.3射流长度的决定 (22) 第五章设计结果一览表 (22) 结束语............................................. 错误！未定义书签。主要参考文献....................................... 错误！未定义书签。

单效蒸发及计算

单效蒸发及计算一.物料衡算(material balance) 对图片5-13所示的单效蒸发器进行溶质的质量衡算，可得由上式可得水的蒸发量及完成液的浓度分别为 (5-1) (5-2) 式中一.物料衡算二.能量衡算 1．可忽略溶液稀释热的情况2．溶液稀释热不可忽略的情况三.传热设备的计算 1.传热的平均温度差 2.蒸发器的传热系数 3.传热面积计算四.蒸发强度与加热蒸汽的经济性 1.蒸发器的生产能力和蒸发强度 2.加热蒸汽的经济性

F———原料液量，kg/h； W———水的蒸发量，kg/h； L———完成液量，kg/h； x0———料液中溶质的浓度，质量分率； x1———完成液中溶质的浓度，质量分率。二.能量衡算(energy balance) 仍参见图片(5-13)，设加热蒸汽的冷凝液在饱和温度下排出，则由蒸发器的热量衡算得（5-3）或（5-3a）式中 D———加热蒸汽耗量，kg/h； H———加热蒸汽的焓，kJ/kg； h0———原料液的焓，kJ/kg； H'———二次蒸汽的焓，kJ/kg； h1———完成液的焓，kJ/kg； hc———冷凝水的焓，kJ/kg； QL———蒸发器的热损失，kJ/h； Q———蒸发器的热负荷或传热速率，kJ/h。由式5-3或5-3a可知，如果各物流的焓值已知及热损失给定，即可求出加热蒸汽用量D以及蒸发器的热负荷Q。

溶液的焓值是其浓度和温度的函数。对于不同种类的溶液，其焓值与浓度和温度的这种函数关系有很大的差异。因此，在应用式5-3或5-3a求算D时，按两种情况分别讨论：溶液的稀释热可以忽略的情形和稀释热较大的情形。 1．可忽略溶液稀释热的情况大多数溶液属于此种情况。例如许多无机盐的水溶液在中等浓度时，其稀释的热效应均较小。对于这种溶液，其焓值可由比热容近似计算。若以0℃的溶液为基准，则（5-4）（5-4a）将上二式代入式5-3a得（5-3b）式中 t0———原料液的温度，℃； t1———完成液的温度，℃； C0———原料液的比热容，℃； C1———完成液的比热容，℃；当溶液溶解的热效应不大时，其比热容可近似按线性加合原则，由水的比热容和溶质的比热容加合计算，即 (5-5) (5-5a) 式中 CW———水的比热容，℃； CB———溶质的比热容，℃ 。