蒸发器计算公式设计实例
多效蒸发计算实例
多效蒸发计算实例多效蒸发是一种高效的蒸发过程，通过多个蒸发器的多次蒸发使得产生的蒸汽可以循环利用，提高能源利用率。
下面是一个多效蒸发计算的实例，来说明多效蒸发的工作原理和计算方法。
假设有一台多效蒸发装置，用于处理1000 kg/h的食品浆料，浆料中含有75%的水分。
该多效蒸发装置共有3个蒸发器，设定的蒸发温度为80℃。
第一步，我们先计算浆料中水的质量。
由于浆料含水量为75%，所以浆料中的水质量为1000 kg/h * 75% = 750 kg/h。
第二步，我们需要计算每个蒸发器的蒸汽消耗量。
假设第一个蒸发器的效率为80%，第二个蒸发器的效率为70%，第三个蒸发器的效率为60%。
第一个蒸发器的蒸汽消耗量可以通过以下公式计算：Q1=(1-η1)*m其中，Q1为第一个蒸发器的蒸汽消耗量，η1为第一个蒸发器的效率，m为浆料中水的质量。
Q1 = (1 - 80%) * 750 kg/h = 0.2 * 750 kg/h = 150 kg/h第二个蒸发器的蒸汽消耗量可以通过以下公式计算：Q2=(1-η2)*(m-Q1)其中，Q2为第二个蒸发器的蒸汽消耗量，η2为第二个蒸发器的效率，m为浆料中水的质量，Q1为第一个蒸发器的蒸汽消耗量。
Q2 = (1 - 70%) * (750 kg/h - 150 kg/h) = 0.3 * 600 kg/h =180 kg/h第三个蒸发器的蒸汽消耗量可以通过以下公式计算：Q3=(1-η3)*(m-Q1-Q2)其中，Q3为第三个蒸发器的蒸汽消耗量，η3为第三个蒸发器的效率，m为浆料中水的质量，Q1为第一个蒸发器的蒸汽消耗量，Q2为第二个蒸发器的蒸汽消耗量。
Q3 = (1 - 60%) * (750 kg/h - 150 kg/h - 180 kg/h) = 0.4 *420 kg/h = 168 kg/h第三步，我们需要计算多效蒸发装置的总蒸汽消耗量。
总蒸汽消耗量等于各个蒸发器的蒸汽消耗量之和。
蒸发器工艺计算方法示例
思路：一、先确定工艺流程二、求初始各效蒸发水量 1、初定沸点升为15℃2、各效加热蒸汽和料液沸点之间传热温差为20℃（一般为15-20℃）3、确定最后一效二次蒸汽压强，一般为10KPa ，并对应出温度。
4、推出其它各效和生蒸汽温度及压强。
5、设计换热器位置、加热蒸汽或热水来源，冷凝水温度。
6、列方程组求各效蒸发水量，作为初始值。
三、重新计算各效蒸发水量1、确定苦卤沸点升（实验确定，或参考专利“一种沸石法从海水提取硫酸钾的方法”，可初定为127℃） 根据各效蒸发水量比例，确定其余各效料液沸点升。
44332211升升升升t W t W t W t W === 2、根据各效沸点升、传热温差20℃、以及末效温度，从末效开始推出各效状态和生蒸汽状态。
4.2 方案2：四效逆流，并且增加两个换热器 4.2.1系统示意图4.2.2 求初始各效蒸发水量 4.2.2.1 基础数据1、初定沸点升为15℃2、各效加热蒸汽和料液沸点之间传热温差为20℃（一般为15-20℃）3、确定最后一效二次蒸汽压强，一般为10KPa ，并对应出温度。
4、推出其它各效和生蒸汽温度及压强。
5、设计换热器位置、加热蒸汽或热水来源，冷凝水温度。
6、列方程组求各效蒸发水量，作为初始值。
各效常数表图4.2 蒸发系统示意图（1）富钾卤水：F=218997.81kg/h，t0=25℃。
（2）中间卤水：C p0：3.316kJ/（kg·℃）。
（3）总蒸发水量：108110.03kg/h（4）换热器1冷却水出口温度比进换热器的物料温度130.3℃高20℃，即150℃。
（5）换热器2冷却水出口温度比进换热器的物料温度60.3℃高20℃，即80℃。
4.2.2.2 热量衡算1蒸发水衡算：1效二次汽量+2效二次汽量+3效二次汽量+四效二次汽量=总蒸发水量w1+ w2+ w3+ w4=108110.032 Ⅳ效衡算：四效进汽汽化热+四效进料热量=四效出汽热量+四效出料热量2308.03*w3+3.316*218997.81*25=2578.4*w4+3.316* (218997.81-w4)* 60.33换热器Ⅱ衡算：换热器Ⅱ热水变冷水放出的热量=换热器2物料吸收的热量4.223*w1* (115.3-80) =3.316* (218997.81- w4)* (t2-60.3)4 Ⅲ效衡算：Ⅲ效进汽汽化热+Ⅲ效进料热量=Ⅲ效出汽热量+Ⅲ效出料热量2215.57*w2+3.316 * (218997.81-w4)*t2=2644.19*w3+3.316*(218997.81-w4-w3)* 95.35Ⅱ效衡算：Ⅱ效进汽汽化热+Ⅱ效进料热量=Ⅱ效出汽热量+Ⅱ效出料热量2112.87*w1+3.316*(218997.81-w4-w3)*95.3=2215.57*w2+3.316* (218997.81-w4-w3-w2)* 130.26换热器Ⅰ衡算：换热器Ⅰ热水变冷水放出的热量=换热器1物料吸收的热量4.281*D* (185.3-150)= 3.316* (218997.81-w4-w3-w2)* (t1-130.3)7Ⅰ效衡算：Ⅰ效进汽汽化热+Ⅰ效进料热量=Ⅰ效出汽热量+Ⅰ效出料热量1995.90* D+3.316* (218997.81- w4- w3- w2)* t1=2746.40* w1+3.316* (218997.81- w4- w3- w2-w1)* t1 4.2.2.3 MATLAB运算function q=f(p)q(1)= p(4)+ p(5)+ p(6)+ p(7)-108110.03;q(2)= 2308.03*p(6)+3.316*218997.81*25-(2578.4*p(7)+3.316* (218997.81-p(7))* 60.3);q(3)= 4.223*p(4)* (115.3-80) -(3.316* (218997.81- p(7))* (p(2)-60.3));q(4)= 2215.57*p(5)+3.316 * (218997.81-p(7))*p(2)-(2644.19*p(6)+3.316*(218997.81-p(7)-p(6))* 95.3);q(5)= 2112.87*p(4)+3.316*(218997.81-p(7)-p(6))*95.3-(2215.57*p(5)+3.316* (218997.81-p(7)-p(6)-p(5))* 130.2);q(6)= 4.281*p(3)* (185.3-150)- (3.316* (218997.81-p(7)-p(6)-p(5))* (p(1)-130.3));q(7)= 1995.90* p(3)+3.316* (218997.81- p(7)- p(6)- p(5))* p(1)-(2746.40* p(4)+3.316* (218997.81- p(7)- p(6)- p(5)-p(4))* p(1));运行命令：x=fsolve('f2',[1 2 3 4 5 6 7]',optimset('Display','off')) 计算结果：4.2.3 重新计算各效蒸发水量 4.2.3.1 基础数据1、确定苦卤沸点升（实验确定，或参考专利“一种沸石法从海水提取硫酸钾的方法”，可初定为127℃） 根据各效蒸发水量比例，确定其余各效料液沸点升。
(完全版本)蒸发器热量和面积的计算法则
(完全版本)蒸发器热量和面积的计算法则1. 介绍本文档提供了一种用于计算蒸发器热量和面积的方法，该方法可以帮助用户根据具体需求设计蒸发器，以确保其高效、稳定地运行。
2. 热量计算法则2.1 基本原理蒸发器的热量主要由输入热量、损失热量和有效热量组成。
输入热量是指蒸发器从外界接收的热量，损失热量是指在热量传递过程中产生的热量损失，有效热量是指实际用于蒸发器工作的热量。
2.2 计算公式蒸发器的热量计算公式如下：\[ Q = Q_{\text{输入}} - Q_{\text{损失}} \]\[ Q_{\text{有效}} = Q_{\text{输入}} - Q_{\text{损失}} \]其中：- \( Q \) 表示蒸发器的热量（单位：千瓦时，kWh）；- \( Q_{\text{输入}} \) 表示蒸发器的输入热量（单位：千瓦时，kWh）；- \( Q_{\text{损失}} \) 表示蒸发器的损失热量（单位：千瓦时，kWh）；- \( Q_{\text{有效}} \) 表示蒸发器的有效热量（单位：千瓦时，kWh）。
3. 面积计算法则3.1 基本原理蒸发器的面积主要由传热面积和辅助面积组成。
传热面积是指蒸发器中进行热量传递的面积，辅助面积是指用于支持蒸发器运行的面积。
3.2 计算公式蒸发器的面积计算公式如下：\[ A = A_{\text{传热}} + A_{\text{辅助}} \]其中：- \( A \) 表示蒸发器的总面积（单位：平方米，m²）；- \( A_{\text{传热}} \) 表示蒸发器的传热面积（单位：平方米，m²）；- \( A_{\text{辅助}} \) 表示蒸发器的辅助面积（单位：平方米，m²）。
4. 应用示例以下是一个简单的应用示例，用于计算一个特定蒸发器的热量和面积。
4.1 假设条件- 输入热量：1000 kWh；- 损失热量：200 kWh；- 传热面积：50 m²；- 辅助面积：10 m²。
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，制冷量为3kW，蒸发温度为7℃。
进口空气的干球温度为21℃，湿球温度为15.5℃，相对湿度为56.34%；出口空气的干球温度为13℃，湿球温度为11.1℃，相对湿度为80%。
当地大气压力为Pa。
1.蒸发器结构参数选择选择φ10mm×0.7mm紫铜管，厚度为0.2mm的铝套片作为翅片，肋片间距为2.5mm，管排方式采用正三角排列，垂直于气流方向的管间距为25mm，沿气流方向的管排数为4，迎面风速为3m/s。
2.计算几何参数翅片为平直套片，考虑套片后的管外径为10.4mm，沿气流方向的管间距为21.65mm，沿气流方向套片的长度为86.6mm。
设计结果为每米管长翅片表面积为0.3651m²/m。
每米管长翅片间管子表面积为0.03m²/m。
每米管长总外表面积为0.3951m²/m。
每米管长管内面积为0.027m²/m。
每米管长的外表面积为0.m²/m。
肋化系数为14.63.3.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17℃。
空气在下17℃时的物性参数为：密度为1.215kg/m³，比热容为1005kJ/(kg·K)。
2）空气侧传热系数根据空气侧传热系数的计算公式，计算得到空气侧的干表面传热系数为12.5W/(m²·K)。
根据给定的数据，蒸发器的尺寸为252.5mm×1mm×10.4mm。
空气在最窄截面处的流速为5.58m/s，干表面传热系数可以用小型制冷装置设计指导式(4-8)计算得到，计算结果为68.2W/m2·K。
在确定空气在蒸发器内的变化过程时，根据进出口温度和焓湿图，可以得到空气的进出口状态点1和点2的参数，连接这两个点并延长与饱和气线相交的点w的参数为hw25kJ/kg。
dw6.6g/kg。
tw8℃。
蒸发器计算公式设计实例
0.3 2.2 1039.144912 W/(m^2*K)
20.19773057 ℃
0.0048 m^2*K/W 30.70243102 W/(m^2*K)
620.1194298 W/m^2 10203.14617 W/m^2
-13.53%
0.179661017 m^2 3.4186963 m^2
7.690479673 m 0.04978393 m^2 980 mm 275 mm 0.2695 m^2 11 43.12 m
1.136 -0.9 667.2 0.7
C5 Ffl 管内R22蒸发 时表面传热系 数
(8)传热温差 的初步计算 传热温差
(9)传热系数 翅片侧污垢热 阻，管壁导热 热阻，翅片与 管壁接触热阻 传热系数
（10）核算假 设的热流密度 值 管外热流密度 管内热流密度
偏差
（11）蒸发器 结构尺寸 所需内表面传 热面积 所需外表面传 热面积 所需传热管总 长 迎风面积 蒸发器宽 蒸发器高 实际迎风面积 垂直于气流方 向每排管数 换热管实际总 长 传热管实际内 表面传热面积 换热面积裕度 传热管长度裕 度
83.77312878 W/(m^2*K)
1.198 kJ/(kg*K)
0.658 kJ/(kg*K) 1267.4 kg/m^3 25.53 kg/m^3 201.16 kJ/kg 583.78 kPa 0.0112 N/m 0.000256 Pa.s 0.00000842 Pa.s 0.093 W/(m*K) 0.0109 W/(m*K)
查此温度下空 气物性
查焓湿图
当量表面传热 系数
(7)管内R22蒸 发时表面传热 系数 饱和液体比定 压热容 饱和蒸气比定 压热容 饱和液体密度 饱和蒸气密度 汽化潜热 饱和压力 表面张力 液体动力粘度 蒸气动力粘度 液体热导率 蒸气热导率 液体普朗特数 蒸气普朗特数 进口干度 出口干度 热流密度 质量流速 R22总质量流 量 总流通截面积 每根管子有效 流通截面面积 蒸发器分路数 分路数取整 每一分路R22 在管内实际流 量 每一分路R22 在管内实际流 速 B0 C0 Frl 雷诺数 hl C1 C2 C3 C4
(实战版)蒸发器热量及面积的实用计算公式
(实战版)蒸发器热量及面积的实用计算公式在工程和制冷领域，准确计算蒸发器的热量和面积对于系统设计和效率至关重要。
本文档提供了一套实用的计算方法，旨在帮助工程师和相关专业人士在设计、优化和评估蒸发器系统时做出更加精准的决策。
1. 热量计算蒸发器的热量损失或吸收可以通过以下公式进行估算：\[ Q = U \cdot A \cdot (T_{in} - T_{out}) \]- \( Q \) - 热量（单位：千瓦或千焦）- \( U \) - 热传递系数（单位：W/(m²·K)）- \( A \) - 热交换面积（单位：m²）- \( T_{in} \) - 进口温度（单位：摄氏度或开尔文）- \( T_{out} \) - 出口温度（单位：摄氏度或开尔文）a. 热传递系数 (U)热传递系数 \( U \) 取决于流体的性质、流速、管壁材料以及换热器的类型。
通常，它可以通过经验公式或者实验数据获得。
在缺乏准确数据的情况下，可以参考行业标准表格进行选取。
b. 热交换面积 (A)热交换面积 \( A \) 是指蒸发器内部可供热量传递的表面积。
这个值可以通过蒸发器的设计图纸或者制造商提供的规格来确定。
c. 进出口温度差温度差 \( (T_{in} - T_{out}) \) 是热量传递的关键驱动因素。
它受到流体性质、流速、换热器的设计以及操作条件的影响。
实际操作中，这个值可以通过测量或者模拟得到。
2. 面积计算在确定了热量需求后，可以通过以下公式计算所需的蒸发器面积：\[ A_{required} = \frac{Q_{required}}{U \cdot (T_{in} - T_{out})} \]- \( A_{required} \) - 所需蒸发器面积（单位：m²）- \( Q_{required} \) - 所需热量（单位：千瓦或千焦）- \( U \), \( T_{in} \), \( T_{out} \) - 含义同前a. 考虑其他因素实际工程中，还需要考虑其他因素，如翅片间距、翅片高度、管子直径、管子排列方式等，这些都可能影响实际的有效换热面积。
蒸发器热力计算
风冷式蒸发器换热计算一、设计计算流程图二、 设计计算（以HLR45S 为例）1、已知参数换热参数：冷凝负荷：Q e =31000W 蒸发温度：t k =－1℃回风干球温度：t a1=7℃，湿球温度t s1=6℃ 送风干球温度：t a1=4℃，湿球温度t s1=3.6℃ 工质质量流速：g ＝140 kg/(m 2*s) 冷凝器结构参数：铜管排列方式：正三角形叉排 翅片型式：开窗片，亲水膜 铜管型式：光管铜管竖直方向间距：S 1＝25.4mm 铜管水平方向间距：S 2＝22mm 紫铜光管外径：d 0＝9.52mm 铜管厚度：δt ＝0.35mm 翅片厚度：δf ＝0.115mm 翅片间距：S f ＝1.8mm 冷凝器尺寸参数排数：N C ＝3排 每排管数：N B ＝52排2、计算过程1）冷凝器的几何参数计算翅片管外径：f b d d δ20+=＝ 9.75 mm 铜管内径：t i d d δ-=0＝8.82 mm 当量直径：)()(2))((4411f f b f f b eq S d S S d S U Ad δδ-+---==＝3.04 mm单位长度翅片面积：322110/)4(2－⨯-=f b f S d S S f π＝0.537 m 2/m单位长度翅片间管外表面积：310/)(－⨯-=f f f b b s S d f δπ＝0.0286 m 2/m 单位长度翅片管总面积：b f t f f f +=＝0.56666 m 2/m 翅片管肋化系数：it i t d ff f πβ==＝20.46 2）确定空气在蒸发器内的状态变化过程：进风点：h1＝20.74kJ/kg ，d1＝5.5g/kg 出风点：h2＝16.01kJ/kg ，d2＝4.8g/kg在湿空气焓湿图上连接状态点1和2，并延长与饱和空气线相交于饱和点4，如图：饱和点：h4＝11.65kJ/kg ，d4＝4.2g/kg ，t4＝1.2℃ 在蒸发器中空气的平均焓：)42ln(2143h h h h h h --+=＝18.09 kJ/kgd3＝5.1g/kg ，t3＝5.3℃ 析湿系数：434346.21t t d d --+=ξ＝1.5493) 空气侧换热系数迎面风速假定：f w ＝2.1 m/s最窄截面处风速：))(/(11max b f f f f d S S w S S w --=δ＝3.64m/s 蒸发器空气入口干球温度为：t a1＝7℃ 蒸发器空气出口干球温度为：t a2＝4℃确定空气物性的温度为：2/)(21a a m t t t +=＝5.5℃ 在t m ＝5.5℃下，空气热物性：v f =13.75×10－6m 2/s ，λf =0.02477W/mK ，ρf =1.268kg/m 3，C Pa ＝1.005kJ/(kg*℃) 空气侧的雷诺数：f eq f v d w /Re max = =805.73由《制冷原理与设备》中公式（7－36），空气侧换热系数meq eq nf f O d d C ⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=γλαRe '=47.98 W/m 2K 其中：362)(103)(000425.0)(02315.0518.0eqeqeqd d d A γγγ-⨯-+-=＝0.1852⎥⎦⎤⎢⎣⎡⨯-=1000Re 24.036.1f A C ＝0.216 eq d n γ0066.045.0+=＝0.59311000Re 08.028.0f m +-=＝-0.2155铜管差排的修正系数为1.1，开窗片的修正系数为1.3，则空气侧换热系数为：(开窗片、波纹片的修正系数有待实验验证)'oo αα=×1.1×1.3＝68.62 W/m 2K 对于叉排翅片管簇：fd s 1=ρ＝25.4/9.75=2.6051 3.027.121'-=l l ρρ=2.7681 式中：21,l l 为正六边形对比距离，21l l =翅片当量高度：)'ln 35.01)(1'(5.0'ρρ+-=f d h ＝0.01169 mδλαa om 2==75.4 m -1翅片效率：')'(mh mh tgh f =η ＝0.802 表面效率：)1(1f tf s f f ηη--=＝0.812空气侧当量换热系数为：s o f ηξαα=＝85.81 W/m 2K 4）冷媒侧换热系数设R22进入蒸发器的干度x 1＝0.16，出口蒸发器时x 2＝1.0，则R22的总流量为：)(12x x r Q G er -== 0.17901 kg/sR22的总流通截面：gG A r==12.7866×10－4 每根管子的有效流通截面：42i i d A π=＝6.1067×10－5蒸发器的分路数：iA AZ =＝20.9 取Z ＝21 每一分路的R22流量：ZG G rd =＝0.008524 kg/s R22在管内蒸发时换热系数可按下式计算：343.02.02.0i 6.0g 7.2⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=cr c ii P P d q α＝8.3766q i 0.6（如果是内螺纹管，换热系数则需乘以系数1.2）由于R22与润滑油能相互溶解，可忽略管内侧污垢。
蒸发器热力计算范文
蒸发器热力计算范文
一、蒸发器热力计算原理
蒸发器是一种热交换设备，它允许在当蒸发液体被加热进入蒸发器时，其余部分的蒸发液体将流入另一容器，在这里蒸发器将蒸汽抽出，以及回
收到液体。
蒸发器的主要工作原理是，将热量从低温的一侧转移到高温的
一侧，从而使热力导致蒸发液体的变化。
蒸发器热力计算通过分子运动理
论来计算蒸发量和蒸汽气体的温升，这将取决于入口温度、出口温度、吸
热量和蒸汽的比体积。
二、蒸发器热力计算方法
1、量热器热力计算。
量热器热力计算的基本原理是：原始液体的流量、温度和比焓都是已知的，从而计算吸热量和蒸发量。
计算的公式为：Q=C*m*ΔT
其中，C为比热容，m为物质的流量，ΔT为原始温度和终温度的差值。
2、熵差热力计算。
熵差热力计算的基本原理是：利用熵差法来计算
蒸发量和吸热量，其中，熵的定义为：当物质进行任意变化时，需要输入
的所有热量都能够用来改变温度。
S=Q/T
其中，S为熵，Q为热量，T为温度。
3、熵回收热力计算。
熵回收热力计算的基本原理是：利用蒸发器的
发热量（Q1）、冷却器的吸热量（Q2）和熵变动量S的关系，来计算蒸发量。
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已知条件
进口空气干球
温度
30℃进口空气湿球
温度
28℃R22蒸发温度2℃出口空气干球
温度
16℃出口空气湿球
温度
15℃大气压力101.32Pa 制冷量2120W (1)结构参数
直径10mm 紫铜管，正三角形叉排
厚度0.7mm
翅片厚0.2mm铝平直套片翅片热导率237W/(m*K)
翅片间距 2.2mm
垂直流动方向
管间距
25mm
管排数4
迎面风速 2.5m/s
(2)几何参数
管外径10.4mm
内径8.6mm
沿气流流动方
向管间距
21.65063509mm
沿气流方向套
片长度
86.60254038mm
每米管长翅片
外表面面积
0.414833829m^2/m
每米管长翅片
间管子表面面
积
0.029702331m^2/m
每米管长总外
表面面积
0.44453616m^2/m
每米光管长外
表面面积
0.032672564m^2/m
每米管长内表
面面积
0.027017697m^2/m
每米管长平均
直径处表面面
积
0.02984513m^2/m
(3)空气侧干表面传热系数
空气平均温度23℃查此温度下空气物性
空气密度 1.1966kg/m^3
比定压热容1005J/（kg*K)
普朗特数0.7026
运动粘度0.00001588m^2/s
最窄界面处空
气流速
4.70890411m/s
空气雷诺数3083.917049
传热因子0.008516558
空气侧干表面
传热系数
61.02300331W/(m^2*K)
(4)空气在蒸
发器内的状态
变化过程
进口空气焓值55.6kJ/kg查焓湿图出口空气焓值40.7kJ/kg
进口空气湿度11.1g/kg
出口空气湿度9.2g/kg
露点焓值29.5kJ/kg
露点温度9℃
露点湿度7.13g/kg
空气平均比焓47.11184481kJ/kg
平均温度21.4℃
平均湿度10g/kg
析湿系数 1.569370968
(5)循环空气
量
循环空气量512.2147651kg/h
空气比体积0.874741215m^3/kg
空气体积流量448.0553658m^3/h
（6）空气侧
当量表面传热
系数
A25mm
B25mm
ρ' 2.574338543
肋片折合高度0.010895963m
肋片参数63.56754266m^-1
凝露工况下翅
片效率
0.865785468
当量表面传热
83.77312878W/(m^2*K)系数
(7)管内R22蒸
发时表面传热
系数
饱和液体比定
1.198kJ/(kg*K)压热容
饱和蒸气比定
0.658kJ/(kg*K)压热容
饱和液体密度1267.4kg/m^3
饱和蒸气密度25.53kg/m^3
汽化潜热201.16kJ/kg
饱和压力583.78kPa
表面张力0.0112N/m
液体动力粘度0.000256Pa.s
蒸气动力粘度0.00000842Pa.s
液体热导率0.093W/(m*K)
蒸气热导率0.0109W/(m*K)
液体普朗特数 3.29
蒸气普朗特数0.735
进口干度0.16
出口干度1
热流密度11.8kW/m^2
质量流速100kg/(m^2*s)
R22总质量流
45.16660512kg/h
量
总流通截面积0.000125463m^2
每根管子有效
5.8088E-05m^2
流通截面面积
蒸发器分路数 2.159872744
分路数取整11
每一分路R22
4.106055011kg/h
在管内实际流
量
每一分路R22
19.63520677kg/(m^2*s)在管内实际流
速
B00.002987479
C00.109629036
Frl0.002847863
雷诺数277.0404955
hl36.02676749
C1 1.136
C2-0.9
C3667.2
C40.7
C50.3
Ffl 2.2
管内R22蒸发
时表面传热系
数
1039.144912W/(m^2*K)
(8)传热温差
的初步计算
传热温差20.19773057℃不计R22阻力(9)传热系数
翅片侧污垢热
阻，管壁导热
热阻，翅片与
管壁接触热阻
0.0048m^2*K/W
传热系数30.70243102W/(m^2*K)
（10）核算假
设的热流密度
值
管外热流密度620.1194298W/m^2
管内热流密度10203.14617W/m^2
偏差-13.53%偏差足够小，假设有效
（11）蒸发器
结构尺寸
所需内表面传
热面积
0.179661017m^2
所需外表面传
热面积
3.4186963m^2
所需传热管总
长
7.690479673m
迎风面积0.04978393m^2
蒸发器宽980mm
蒸发器高275mm
实际迎风面积0.2695m^2
垂直于气流方
向每排管数
11
换热管实际总
长
43.12m
传热管实际内
表面传热面积
1.165003087m^2
换热面积裕度548.45%
传热管长度裕
度
460.69%接近20%的裕度
（12）R22的
流动阻力及其
对传热温差的
影响
R22流动阻力 2.079693051kPa R22饱和压力583.78kPa
流动损失0.36%流动损失引起蒸发温度的变化可忽略。