管式降膜蒸发器相关计算
水平管式降膜蒸发器模拟
利用所求的总传热系数以及管内外温差可以计算新的管 外热负荷。把计算热负荷与假定值进行比较，若误差满 足要求，则单元计算收敛，进入下一个单元；否则改变 管外热负荷值，重新迭代，直至误差满足要求。 图4 程序计算流程图
四、总结
降膜蒸发器的性能与管束布置、制冷剂液膜质量流 量、管程布置以及满液位置等因素有关。可以提高蒸发 器换热性能的具体措施有以下几点： (1)管了排列式采用义排，垂直管问距在允许范围内尽量 小时蒸发器换热效果好。 (2) 采用管程垂直布置，管程内流体流动方式为下进上 出这样可以提高蒸发器换热性能。
图1 蒸发器示意图
由于冷水温度沿轴向变化，制冷剂流量沿管排变化， 降膜蒸发器的性能沿管子轴向和管排均有变化；另外，在 同一排水平管中，因各管子在管束中相对位置不同，换热 性能也可能有所不同，因此，本文所建立分布参数模型考 虑了降膜蒸发器性能沿管长方向，管排垂直方向和水平方 向的变化，是一个三维模型。模型简化假设如下： (1)布液器布液均匀。 (2)气液界面处于热力学平衡态，制冷剂蒸汽处于饱 和状态。 (3)液膜传热既包括汽液界面上的对流蒸发，也包括 液膜内的核态沸腾。 (4)不考虑制冷剂蒸汽的剪力作用。
三、计算方法
具体计算流程见图 4。对任一单元体，其入口处管内流体 (冷水)及管外液膜(制冷剂)的质量流量和温度已知，所要 求解的是出口参数。计算方法为，先假定其外表面的热 负荷，然后通过质量、能量平衡方程和补充的传热关系 式，迭代求解出口参数，并计算管内外传热系数、总传 热系数以及产生的蒸汽量等参数。
(全版本)蒸发器的热量与面积计算方法
(全版本)蒸发器的热量与面积计算方法1. 引言本文档旨在提供一种详细的计算方法，用于确定蒸发器的热量和所需的面积。
蒸发器是一种设备，用于在热力学过程中从流体中去除热量，从而实现冷却。
为了确保蒸发器的性能和效率，需要对其热量和面积进行精确计算。
本文将介绍如何根据流体的物性和操作条件进行这些计算。
2. 热量计算方法蒸发器的热量可以通过以下公式计算：\[ Q = U \cdot A \cdot \Delta T \cdot n \]其中：- \( Q \) 是热量（单位：千瓦或千焦耳）- \( U \) 是热传递系数（单位：瓦特/平方米·开尔文）- \( A \) 是蒸发器的传热面积（单位：平方米）- \( \Delta T \) 是流体在蒸发器进出口之间的温差（单位：开尔文）- \( n \) 是流体在蒸发器中的流量（单位：立方米/小时）2.1 热传递系数 \( U \) 的确定热传递系数 \( U \) 取决于流体的物性、流动状况和换热表面的特性。
通常，可以通过实验或文献查询获得 \( U \) 的值。
如果需要进行计算，可以使用努塞尔特数（Nusselt number，\( Nu \)）来关联\( U \)、流体的普朗特数（Prandtl number，\( Pr \)）和雷诺数（Reynolds number，\( Re \)）：\[ Nu = \frac{U \cdot L}{h} \]其中：- \( L \) 是换热表面的特征长度（单位：米）- \( h \) 是对流传热系数（单位：瓦特/平方米·开尔文）通过对 \( Nu \)、\( Pr \) 和 \( Re \) 的关系图或公式查找相应的\( U \) 值。
2.2 传热面积 \( A \) 的计算传热面积 \( A \) 取决于蒸发器的几何形状和尺寸。
对于规则形状的蒸发器，可以直接测量其面积。
对于不规则形状的蒸发器，可以使用积分方法或计算机辅助设计（CAD）软件来计算。
降膜式蒸发器节流孔板的计算及其调整对加热温度的影响
Falling Film Evaporator Throttle Orifice Calculation and its Adjustment to the Influence of Heating Temperature
LIU Dian-yu （I-mate dairy machinery manufacturing co.，LTD.，Harbin 151400，China）
38（1）：43-46.
P—真空泵吸入压力，MPa。
[2] 刘殿宇. 影响蒸发器使用的几个因素 [J]. 发酵科技通讯，2008，37
t—真空泵吸入状态温度，℃。取冷凝状态温度。 则： V=（G/ρ）·（[ 273+t）P0/273P]
（4）：46-47. [3] 刘殿宇. 利用末效二次蒸汽进行预热的节能效果及意义[J]. 中国奶
则要把一效上、下节流孔板孔径变小，直至达到所需要 的温度为止。计算完毕，生产时要制作出与之相邻孔径
单效蒸发器蒸发计算方式
页眉内容单效蒸发器蒸发计算方式单效蒸发设计计算内容有： ①确定水的蒸发量； ②加热蒸汽消耗量； ③蒸发器所需传热面积。
在给定生产任务和操作条件，如进料量、温度和浓度，完成液的浓度，加热蒸汽的压力和冷凝器操作压力的情况下，上述任务可通过物料衡算、热量衡算和传热速率方程求解。
一、蒸发水量的计算对图5-13所示蒸发器进行溶质的物料衡算，可得由此可得水的蒸发量（5—1）完成液的浓度（5—2）式中：F ——原料液量，kg/h ； W ——蒸发水量，kg/h ； L ——完成液量，kg/h ； x 0——原料液中溶质的浓度，质量分数；x 1——完成液中溶质的浓度，质量分数。
二、加热蒸汽消耗量的计算加热蒸汽用量可通过热量衡算求得，即对图5-13作热量衡算可得：（5—3）110)(Lx x W F Fx =-=)1(1x x F W -=W F Fx x -=1Lc 10Q Dh Lh WH Fh DH +++=+‘图5-13 单效蒸发器或（5—3a ）式中：H ——加热蒸汽的焓，kJ/kg ; H ´——二次蒸汽的焓，kJ/kg ; h 0 ——原料液的焓，kJ/kg ; h 1 ——完成液的焓，kJ/kg ;h c ——加热室排出冷凝液的焓，kJ/h ; Q ——蒸发器的热负荷或传热速率，kJ/h ; Q L ——热损失，可取Q 的某一百分数，kJ/kg ; c 0、c 1——为原料、完成液的比热，kJ/(kg ·℃) 。
考虑溶液浓缩热不大，并将H ´取t 1下饱和蒸汽的焓，则（9—3a ）式可写成：（5—4）式中： r 、r ´——分别为加热蒸汽和二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg 。
若原料由预热器加热至沸点后进料（沸点进料），即t 0=t 1，并不计热损失，则（4—5）式可写为：（5—5）或（5—5a ） 式中：D /W 称为单位蒸汽消耗量，它表示加热蒸汽的利用程度，也称蒸汽的经济性。
水平管喷淋降膜蒸发器多效蒸发工艺的设计计算
水 平 管 喷 淋 降 膜 蒸 发 器 具 有 蒸 发 强 度 大 、传热温 差 小 、传 热 系 数 高 、便于除垢维修等优点，被广泛应 用 于 不 同 的 项 目 ，尤 其 是 大 量 应 用 于 制 浆 造 纸 废 液 资 源化利用 项 目 m。但 目 前 ，针对水平管喷淋降膜蒸发 器多效蒸发工艺设计计算的研究却较少。以某实际项 目为例，根 据 实 际 工 艺 操 作 条 件 计 算 所 需 的 换 热 面 积 ，并以各效蒸发器加热面积相等为原则，采用试差 法根据蒸发器的热量平衡计算出各效蒸发器传热的 温 差 、传热量及传热面积等参数。
所示。
图 1 水平管喷淋降膜蒸发器多效蒸发工艺流程
Key words:Multi-effect evaporation; Horizontal tube tailing tilm evaporator; Design and calculation
蒸 发 是 重 要 的 化 工 单 元 操 作 之 一 。蒸发操作采用 加 热 方 法 ，溶 液 在 沸 腾 或 闪 蒸 状 态 下 ，使溶液中的水 分 或 其 他 具 有 挥 发 性 的 溶 剂 汽 化 ，保持溶液中的溶质
第 41卷 第 1 期 2020年 2 月
化工装备技术
1
水平管喷淋降膜蒸发器多效蒸发工艺的设计计算
王占军- 张 华 兰 唐 鸿 亮 周 浩 (1 .中国林业科学研究院林业新技术研究所2.中国林业科学研究院林产化学T.业研究所）
摘 要 多效蒸发系统主要设计的任务是选定蒸发器及相应蒸发工艺流程。设计计算时选用
不 变 ，从而浓缩溶液。因此，蒸发是热量传递的过程， 传 热 速 率 是 蒸 发 工 艺 中 的 重 要 参 数 。蒸发设备即为热 交 换 设 备 。 目前，行业内使用的蒸发浓缩设备多达 3 0 余 种 ，而且部分形式已经定形且系列化量产。我 国在蒸发机理和蒸发传热等基础理论工作中取得了 十 分 可 喜 的 成 果 N_2]。*
(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。
完整竖管降膜蒸发器的设计计算表
速
需输入相
符号
单位
ρv
Kg/m3
Ve
m/s
液泛速度(HTFS法)
计算过程
数值
名称
符号
数值
计算结果
0.973 2.11
单根管液体体积 Froude准数
V1 Fr
0.0137 36.63
液泛速度 Vg（m/s）
2.11
Bond准数
Bo 114.81
液体粘度校正系 数F
F
0.9517
准数
Kg 0.4231
需输入相 计算结果
名称 进料量 进料浓度
出料浓度
生蒸汽冷凝热 二次蒸汽蒸发潜
热损热系数
需输入参数
符号
单位
F0
Kg/h
C0
%
C1
%
R
KJ/Kg
r
KJ/Kg
η
%
第一步：热量平衡和物料平衡
计算过程
数值
名称
单位
4100 溶质含量 Kg/h
1% 进料含水量 Kg/h
40% 浓缩后含水量 Kg/h
2290 2307.8 3.00%
1.10E+06 543.80 1.27E+08
分段数计算
n
--
名称 总面积 总管长 总管数
第六步：总面计算
单位
符号
m2
A
L
m
N
跟
名称 摩察系数
需输入参数
符号
单位
f
--
编号 1 2 3
项目 总温差 热流率 压降
单位 ℃
KW/m2 Kpa
2 重力转换系数 gc Kg•m/(Kg•h2) 1.27E+08
(详尽版)蒸发器的热量和面积计算公式
（详尽版）蒸发器的热量和面积计算公式
1. 引言
本文档旨在提供关于蒸发器热量和面积计算的详细公式和方法。
蒸发器是一种常见的热交换设备，用于将液体转化为气体，通常用
于工业生产中的蒸发过程。
正确计算蒸发器所需的热量和面积对于
设备设计和操作至关重要。
2. 蒸发器热量计算公式
蒸发器的热量计算涉及液体的蒸发过程，其中涉及到以下参数：
- 初始液体温度（T1）
- 终止液体温度（T2）
- 需要蒸发的液体质量（m）
- 液体的蒸发潜热（L）
蒸发器的热量计算公式如下：
Q = m * L
其中，Q表示蒸发器所需的热量。
3. 蒸发器面积计算公式
蒸发器的面积计算涉及到传热过程，其中涉及到以下参数：
- 热传导率（k）
- 温度差（ΔT）
- 热阻（R）
蒸发器的面积计算公式如下：
A = ΔT / (k * R)
其中，A表示蒸发器的面积。
4. 其他考虑因素
蒸发器的热量和面积计算公式提供了基本的计算方法，但在实际应用中，还需要考虑其他因素，如流体流动情况、传热系数、壁面阻力等。
这些因素会对蒸发器的设计和性能产生影响，需要根据具体情况进行综合考虑和调整。
5. 结论
本文档介绍了蒸发器热量和面积计算的详细公式和方法。
在设计和操作蒸发器时，正确计算所需的热量和面积对于设备的正常运行和效率至关重要。
然而，在实际应用中，还需要综合考虑其他因素，以确保蒸发器的性能和稳定性。
以上所述仅为计算公式和基本方法，具体应用时请根据实际情况进行调整和验证。
（完整版）蒸发器的设计计算
（完整版）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 ()5.210004.10414.365.212522-??= m m 23651.0=每米管长翅片间管子表面积：ff 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===iof a a β每米管长平均直径的表面积：m m d a m m 202983.020086.00104.014.3=??+?==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 ?=+=+=1721321221 空气在下C ?17的物性参数3215.1m kg f =ρ()K kg kJ c pf ?=1005704.0=rf Ps m v f 61048.14-?=②最窄截面处空气流速()()()()s m s s s s w w f f f d fb 58.52.05.25.24.102525311max =--?=--=δ③干表面传热系数干表面传热系数用小型制冷装置设计指导式(4-8)计算15.04.00max 42618.00014.0--+=bo of f a a v d w α15.04.0603267.03951.01048.140104.058.52168.00014.0---??+=00792.0=()()()km W P c w r pf=23232max 402.68704.0100558.5215.100792.0ραα（4）确定空气在蒸发器内的变化过程根据给定的进出口温度由湿空气的焓湿图可得kg g d kg g d kg kJ h kg kJ h 443.7,723.8,924.31,364.432121====。
水平管喷淋降膜蒸发器多效蒸发工艺的设计计算
水平管喷淋降膜蒸发器多效蒸发工艺的设计计算下载提示：该文档是本店铺精心编制而成的，希望大家下载后，能够帮助大家解决实际问题。
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E-07001-水平管降膜蒸发器管外液体流动研究及膜厚的模拟计算
0.000585 0.000731 0.001187 2.7 0.001237 0.001286 0.001902 0.001978 0.001138 0.001187 0.001237 0.001286 3.14 0.001978 0.002869 0.002968 0.003067 0.000845 0.000910 0.001138 0.001187 3.6 0.001237 0.001978 0.002869 0.002968 注：* 临界状态点；\ 不成膜
2.1 波长λT的验证计算以及布液器开孔间距的确定
布液器上开孔间距分为沿蒸发管轴向的纵向间距以及沿垂直于蒸发管轴向的横向 间距。纵向间距是影响制冷剂液体在蒸发管轴向分布均匀度的关键因素。横向间距是根 据蒸发管束的布置形式确定的。 布液器开孔纵向间距受波长制约， 波长为从单孔流下的液体在蒸发管上延伸的最大
4. 当 1.414GaL0.233≤ReГ≤1.448GaL0.236，处于柱状流到片状流过渡的混合流体态。 本文控制制冷剂流量、蒸发管外径等相关参数，使流动处于严格的柱状流流态。为 了找到使流动处于柱状流的速度，在已知开孔孔径以及管外径的前提下，可得单孔流量 及单孔流速：
qm 孔 =
π d out μ ReΓ
速度分布图
图 6 速度u＝0.12m/s模拟结果图(d孔＝3.14mm)
图 7 速度u＝0.29m/s模拟结果图(d孔＝3.14mm)
汽液两相图
速度分布图
汽液两相图
速度分布图
图 8 速度u＝0.07m/s模拟结果图(d孔＝3.14mm)
\ 0.010840 选定非耦合隐式求解器， 动量方程为一阶迎风差分格式， 为动态模拟液膜形成过程，
选用非稳态求解方式，同时为了更好的跟踪气液相交界面，选用 VOF 两相模拟方法。 建立相应的边界条件，设置上端面两端为速度入口边界，入流速度取不同值，温度 保持为 5℃，下端边为 Outflow 边界，两侧边为对称边界。
(完整版)蒸发器热量及面积计算公式
(完整版)蒸发器热量及面积计算公式蒸发器热量计算公式蒸发器是一种应用广泛的热交换设备，在许多工业领域中被使用。
为了准确计算蒸发器的热量，我们可以使用以下公式：热量 = （Q1-Q2）/ （Q1-Qw） x 100%其中，Q1是进入蒸发器的热量流量，Q2是蒸发器出口的热量流量，Qw是蒸发器的工作效率。
蒸发器面积计算公式蒸发器的面积是确定设备尺寸和设计参数的关键因素。
我们可以使用以下公式来计算蒸发器的面积：A = Q / (U x ΔT)其中，A是蒸发器的面积，Q是蒸发器的热量流量，U是传热系数，ΔT是温度差。
实例假设某个工业生产过程需要蒸发器来进行热传递。
我们已知进入蒸发器的热量流量为2000 kW，蒸发器出口的热量流量为1500 kW，蒸发器的工作效率为80%。
传热系数为1000 W/(m²·K)，温度差为30 K。
带入计算公式，我们可以得到以下结果：热量 = (2000 - 1500) / (2000 - (2000 x 0.8)) x 100%= 500 / 600 x 100%≈ 83.33%蒸发器面积 = 2000 kW / (1000 W/(m²·K) x 30 K)= 66.67 m²因此，对于该工业生产过程，我们需要一个热量为83.33%的蒸发器，并且其面积为66.67 m²。
结论蒸发器热量及面积计算公式是工程设计和生产过程中必备的工具，通过合理地计算热量和面积，能够确保蒸发器的运行效果和工艺要求的达到。
以上是一个简单的例子，实际应用中还需考虑更多因素，如流体性质、操作压力等。
通过合理的计算和设计，可以提高蒸发器的工作效率和能源利用率。
使用蒸发器计算公式时，请注意输入参数的准确性和一致性，以确保计算结果的正确性。
同时，还应根据具体的工艺和设备要求调整计算公式，以满足实际需要。
希望以上信息对您在蒸发器热量及面积计算方面有所帮助！如有任何问题，欢迎随时咨询。
管式降膜蒸发器
液膜在加热管内向下流动时，水分不断蒸发，液膜 逐渐变薄。因此，在加热管下部，液膜最容易破裂，当 严重缺料时，会发生断流现象，时间较长会“干管”造 成加热管堵塞。
4 、在工业应用中，管式降膜蒸发器有很多优点，提 升液膜的均匀度或与其它类型蒸发器联用构成多效蒸 发器也是一个发展趋势。
THANKS~
管式降膜蒸发器的结构简单，加热管上下只有两 个胀接口或环焊缝。
4、分配盘垢片易清理
管式降膜蒸发器布液盘是开放式结构，黑液由循 环管直接进到分配盘上，如果有垢片，在流动的黑液 作用下，垢片会处于悬浮状态，基本不会滞留在一处 而堵塞布液孔。
5、加热面结垢易清除
管式降膜蒸发器清垢比较简单易操作，操作人员可 通过上、下人孔进入蒸发器，蒸发器管箱内有很大的操 作空间，只需打开布液盘，就可以对每一根加热管进行 清理，而且没有死角，能彻底清理加热管的垢层。
五、与其它降膜蒸发器的对比
管式降膜蒸发器关键是降膜蒸发，它具备了降膜 式蒸发器的所有优点：
（ 1 ）Leabharlann 膜蒸发，在低温差下具有良好的传热性能， 蒸发效率高。
（2）没有静液位引起的沸点升高，有效温差提高。 （3）液膜由循环泵保证，不易结垢，生产能力调 整范围大。 （4）浓黑液的浓度比其他形式蒸发器高。 此外，管式降膜蒸发器还有其他降膜蒸发器不 具备的例如承压能力高、设备运行稳定性强等特点。
七、结语
1、由于管式降膜蒸发器内部流动以及传热的复杂性， 目前很多关联式或模型仍然是经验或半经验的，而且 这些方法得到的结果并不统一。 2、由于实验研究采用的工况与工业应用不尽相同，使 用的模型也大多进行了简化，因此对工业实际应用的指 导意义有限。
(综合版)蒸发器热量及面积计算公式的详解
(综合版)蒸发器热量及面积计算公式的详解1. 引言蒸发器是制冷和热交换系统中的关键组件，其性能直接影响到整个系统的效率和稳定性。
本文将详细解析蒸发器热量及面积的计算方法，帮助读者深入了解蒸发器的运行原理和设计要点。
2. 蒸发器热量计算公式蒸发器的热量吸收主要取决于制冷剂的蒸发温度、流量、传热温差以及换热面积。
以下为蒸发器热量计算的主要公式：2.1 制冷剂蒸发吸收热量制冷剂在蒸发器内吸收的热量主要来自于被冷却物体或介质，计算公式如下：\[ Q_{evap} = m_{refrigerant} \times h_{fg} \]其中：- \( Q_{evap} \) 表示制冷剂在蒸发器内吸收的热量（W）- \( m_{refrigerant} \) 表示制冷剂的质量流量（kg/s）- \( h_{fg} \) 表示制冷剂的比焓变化（J/kg）2.2 传热系数和换热面积蒸发器的热量传递主要通过传导、对流和辐射三种方式。
传热系数（\( k \)）和换热面积（\( A \)）是影响热量传递的关键因素，计算公式如下：\[ Q = k \times A \times (T_{in} - T_{out}) \]其中：- \( Q \) 表示热量传递量（W）- \( k \) 表示传热系数（W/m²·K）- \( A \) 表示换热面积（m²）- \( T_{in} \) 表示热侧进口温度（K）- \( T_{out} \) 表示冷侧出口温度（K）2.3 制冷剂流量制冷剂流量受蒸发器设计、制冷剂性质和系统压力等因素影响。
制冷剂流量的计算公式如下：\[ m_{refrigerant} = \frac{Q_{evap}}{h_{fg}} \]其中：- \( m_{refrigerant} \) 表示制冷剂的质量流量（kg/s）- \( Q_{evap} \) 表示蒸发器吸收的热量（W）- \( h_{fg} \) 表示制冷剂的比焓变化（J/kg）3. 蒸发器面积计算公式蒸发器的面积计算主要取决于传热系数、换热温差以及制冷剂的比焓变化。
铝厂蒸发原理及工艺标准
铝厂蒸发原理及工艺标准一、蒸发原理母液蒸发是利用加热的方法，在沸腾的状态下，使溶液中的水分气化排除，提高其溶液浓度。
蒸发受设备内的压力、温度、蒸汽和溶液流动状态及系统传热系数等诸多因素影响，按蒸发器内部压力可分为常压蒸发和减压蒸发，大多蒸发过程是在真空状态下进行的，因为真空下溶液的沸点低，蒸发效率高。
二、蒸发工艺⑴、降膜蒸发器原理（一组为例）管式降膜蒸发采用Ⅰ.Ⅱ效直接予热，六效逆流三级闪蒸作业方式，原液进入分离室由循环泵送到加热室顶部，经顶部的布膜器均匀流入加热管内，在溶液本身的重力作用下，溶液沿加热管内壁呈膜状进入分离室，过程中物料与加热管另侧的蒸汽进行热交换，溶液获得足够的热量使其中的水以水蒸汽（二次汽）逸出，作为下一效的加热蒸汽，六效出来的二次蒸汽进入水冷器冷凝，母液浓缩后再经过三级闪蒸降温，降压，进一步浓缩并回收部分热量。
（二、三、四、五组：六效逆流四级闪蒸，五个预热器）⑵、影响蒸发产能的因素蒸发产能主要受传热系数、有效温差及传热面积等影响。
加热蒸汽的温度与其所蒸发溶液所产生的二次汽的温度差叫做总温差，而加热蒸汽的温度与溶液的沸点温度之差称为有效温差。
根据传热方程式可知，有效温差越大，其热传递越好，蒸发器的产能就越高。
提高有效温差有以下几种方法：⑴、提高蒸汽的使用压力⑵、提高蒸发器组的系统真空⑶、减少温度差损失。
三、蒸发工艺控制⑴、使用气压的控制生产中使用气压越高，有效温差越大，蒸发效率越高。
当使用气压和真空度一定时，总温差是一定的，提高使用气压可能产生两种情况：一种是提高气压不引起真空变化，总温差增大，蒸发效率提高。
另一种是提高气压导致真空下降，反而使总温差减少，蒸发效率降低。
因此操作时需注意平衡压力与真空。
⑵、真空度的控制蒸发器的真空度越高，蒸发效率就越高，由于受到真空设备及除沫装置的影响，真空度一般控制在-0.085Mpa以下。
真空度的变化会引起气压、液面波动破坏整个系统的稳定，降低蒸发效率甚至跑碱事故，因此稳定真空是保证操作的关键条件之一。
降膜蒸发器改造热平衡计算
蒸发热平衡计算计算的原始数据1）新蒸汽使用压力P=5bar（绝压），T=155o C,潜热2102kJ∕kg;2）原液Nκ175g∕1,质量分率13.8%,比热0.825KCaMkg∙°C,to=85°C,P=1270kg∕m3;3）出料浓度Nκ255g∕1,质量分率18.5%,比热0.766Kca1∕kg∙℃,t i∣1=90°C,P=1375kg∕m3;4）末效（第VI效）压力P=0.1bar（绝压），二次蒸汽温度T6=46°C,汽化热2387kJ∕kg;5）传热系数（W∕∏√∙°C）:Ki=1980,Kn=1580,Km=1580,Kiv=1400,Kv=917, Kvi=1024,K强二750；6）传热而积（n?）：Fi=1500,Fn=1500,F III=1500,Fiv=1500,Fv=3750,Fvι=3750, F强=580;7）温度损失：蒸发器I II III IV V VI沸点升高13 11 9 9 8 15沿管损失 1 1 1 1 1合计14 12 10 10 9 15总温度损失70C；8）为简化计算过程，计算时没有考虑冷凝水自蒸发产生的二次汽及热损失，而把它们考虑为相互抵消；9）按处理流量Ioookg/h进行计算。
计算1.蒸水量W总=IOOO（175/1270）/（255/1375）]=235.8kg∕h2、总温度差At总=155-46=109°C3、蒸发水量的分配（第一次逼近值）W1=（W1+W2+W3+W4+W5+W6）×Kι∕（Kι+Kπ+Km+Kιv+Kv+Kvι）=235.8X1980/（1980+1580X2+1400+917+1024）=55.1kg/hW2=W3=W1×K∏∕Kι=55.1×1580∕1980=44.0kg∕hW4=W1×Kιv∕K∣=55.1X1400∕1980=39.0kg∕hW5=W1×Kv∕Kι=55.1×917/1980=25.5kg/hW6=W1×Kvι∕Kι=55.1×1024/1980=28.5kg/h4、有效温差Δt有=Δt总-Δt损=1O9-7O=39°C5、有效温差分配（第一次逼近值）At1=△t2=Δt3=Δt4=Δt5=△t6=39/6=6.5℃I II III IV V VI I闪II闪In闪加热蒸汽温度155 134.5 116 99.6 83.1 67.6 161123106948166106.59790有效温差 6.5 6.5 6.5 6.5 6.5 6.5沸点升高13/3011/139/69/48/215/3二次汽温135.5 117 100.5 84.1 68.6 46.1度12410795826757沿管损失 1 1 1 1 1加热蒸汽热焰KCa1Zkg658 651 645.8 638.8 632 625.6加热蒸汽潜热502 516 530 540 549.2 557.4KCa1/kg溶液沸点148.5 128 109.5 93.1 76.6 61.1 130 111.5 95.1 二次汽焙656 649 644 636 629.7 623 650.6 644 637.6 二次汽潜执八、、508 522 533 543 553 561 520.1 532.1 542.06、各效浓度％α6=GB始/(G—W)=IoOoX175/1270/(1000-28.5)=14.6%α5=0.5×(1000-28.5)×0.146∕[0.5×(1000-28.5)-25.5]=15.4%(送入蒸发系统的原液全部进入VI效蒸发器，经V1效蒸发浓缩后，分别各以50%的液量送入V效和HI效。
三效降膜管式蒸发器冷凝膜传热计算与分析
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机械设计与制造 $%&’()*+, -*.(/) 0 $%)12%&31&,
度受温度影响较大， 温度降低， 水的粘度升高， 而传热系数随着粘 度的升高而下降。随着真空度的提高， 传热系数下降。 * 图 & , 。
#3 # 紊流段的冷凝膜传热计算
蒸气在壁面形成冷凝液膜， 壁的上部是层流， 只有当壁面足 够高时， 在壁的下部才逐渐变成紊流。当 % ".$$ 时， 膜层流 态为紊流， 在紊流液膜中， 通过液膜层的热量， 除导热方式外， 紊 流传递将成为重要因数。紊流换热准则关联式为： 凝结准则-. 5 %&* ’ -’ ! #’% ） %&$3 .-’$ 6 ’./( ! $3（ * *’,
& 结语
* " , 为了提高传热性能， 可以通过提高一效入口加热蒸气的 使用压力提高5 7。
图 # 程序流程图
* # , 在蒸发器工作中， 要不断排除蒸气中的不凝结气体， 提 高传热性能。 * % , 符号 )—传热系数 A = 8 * +# ・ > , B C !—动力粘度 * D3 E 8 +# , C 4—热流密度 * = 8 +# , C *+—气液界面的温度 * > , C :(—普朗特数； (—汽化潜热 * F 8 0G , C "—密度 * 0G 8 +% , C %&—雷诺数。 0—重力加速度 * + 8 E# , C 89—努谢尔数； #—导热系数 A = 8 * +・ > , B C 45—冷凝蒸气量 * : 8 ; , C *,—膜壁界面温度 * > , C