蒸发冷凝液闪蒸罐计算
高压凝液闪蒸罐计算
mm
低液位设计
100 mm mm
（设定值：
以
50
mm 圆整
HL
H1 H2 HS 圆整后增量：
0
H3 ） 31 0
以 3 ≤ L/D ≤
5 为合理标准
恢复默认 隐
完整性： 合理性1： 合理性2：类源自：设计分析：分析1：
分析 2：
3段
流 量
密度 尺寸
kg/h
m3/h kg/m3 mm
1508 mm
4、 筒体长度
L'
2719 mm
↓
圆 整 5、 长径比
L L／D
2750 4.6
m m
L/D合理
QV＝ ρV＝
1208.1 m3/h 2.4 kg/m3
蓝色 为输
L＝ 2750 mm NOTE
TYP. 管 口
物 料
设 计
进
N1
混合-气相 混合-液相
停留时间
UVDsn＝
85 %×UVmax
AVmin＝QV／UVmax
Dmin＝（4×AVmin／π）0.5
以AV＝（15π0Dm圆2／m整4） UV＝QV／AV 约为
61% UVmax 分离良好
设定
QLB＝QL×tB
QLC＝（π／12）×
0.5 ×D3
高HL液＝位（设QL计B－QLC）／AVmin
值L'＝：五段高度
2、 气相流通面积 Avmin 0.204 m2
筒体直径
Dmin
510 mm
↓
圆 整
D
实际流通面积 AV
600 0.283 m2
m m
实际气相流速 UV
1.187 m/s
蒸发计算
6.3 蒸发计算基础
一、蒸发中的温度差损失•在蒸发操作中，蒸发器加热室一侧是蒸汽冷凝，另一侧为液体沸腾，因此其传热平均温度差应为：
式中：T——加热蒸汽的温度，℃；
t 1——操作条件下溶液的沸点，℃。
1
m
t
T
t−
=
∆
溶液的沸点，不仅受蒸发器内液面压力影响，而且受溶液浓度、液位深度等因素影响。
因此，在计算Δt
时需考虑这些因素。
m
两种不同压力下溶液的沸点差与另一种标准液体在相应压力下的沸点差的比值为常数。
(1)水的关系可以查图表
(2)已知两组数据t A 与t A 0，可求另一t A ’00()A w w A
t K t t t =−+，标准：水
2、液体静压头和加热管内磨擦损失影响：(1)保持一定的液位：(加热管长的1/2－2/3）
(2)动液位→取平均压强―加热管中部p ：液面上的压强；L ：加热管底部以上液层高；ρ：液体的平均密度。
* 加热管内流速较大时，磨擦损失增大液体平均压强。
/2
m p p p p gL ρ=+∆=+()()p p p t t +∆′′∆−＝
3、管道流体阻力产生压降的影响
p C < p 二次蒸汽饱和温度↓
温度差损失十分明显，注意选择加热蒸汽压强！
1′′′∆′′′′′′
∴∆∆∆∆ ℃
＝＋＋
三、溶液的浓缩热及焓浓图
NaCl、CaCl2稀释时放热，浓缩时需加热，浓度变大时影响越大。
溶液的焓值由焓浓图查出。
实例：不考虑浓缩热，相同传热面积S下，处理量F与实际的高6％。
闪蒸罐计算
设定
2 9.709993 m 垂直放置 3 14.56499 m
热水回收泵选型 闪蒸罐回收热水泵流量 闪蒸T2
高压凝液闪蒸罐设计
◆长径比偏 小◆液：相流量
/
2.2 持液量偏小
◆ 至 可或适加当长延筒长体停长留度时间2700 以上
HL＝ 900 mm
N3
600
m m
液相
调试
计算过程
气－液分离：
1、 分离因子
KS
0.0666
分离常数
KV
0.4392
设计分离常数 KVDsn 0.4000
最大气相流速 UVmax 2.230 m/s
73% UVmax 分离良好
设定
QLB＝QL×tB
QLC＝（π／12）×
0.5 ×D3
高HL液＝位（设QL计B－QLC）／AVmin
值L'＝：五段高度
mm
低液位设计
100 mm mm
（设பைடு நூலகம்值：
以
50
mm 圆整
HL
H1 H2 HS 圆整后增量：
调节L/D增量：
H3 ） 40
700
以 3 ≤ L/D ≤
5 为合理标准
恢复默认 隐
完整性： 合理性1： 合理性2：
类型：
结构不合理 设计分析：
分析1：
分析 2：
3段
流 量
密度 尺寸
kg/h
m3/h kg/m3 mm
9000.0 10982.6
2.4 300 805.0
2 min
9000.0 3750.0 2.4
10982.6 13.6
设 计
进
N1
混合-气相 混合-液相
停留时间
出
N2 气相 N3 液相
流 量 kg/h 9000.0 10982.6
9000.0 10982.6
各种蒸发器冷凝器计算
各种蒸发器冷凝器计算蒸发器和冷凝器是热力工程中常见的设备，用于蒸发和冷凝流体。
本文将介绍各种蒸发器和冷凝器的计算方法。
一、蒸发器蒸发器是将液体转化为蒸汽的设备。
根据蒸发器的类型有多种不同的计算方法。
1.蒸发器内换热面积计算蒸发器的内换热面积可以通过以下公式计算：A=Q/(U×ΔTm)其中，A为内换热面积，Q为传热量，U为换热系数，ΔTm为平均温差。
2.各种蒸发器的计算常见蒸发器种类有多效蒸发器、喷雾式蒸发器、蒸镜式蒸发器等。
这些蒸发器的计算方法略有不同。
多效蒸发器的换热器内换热面积计算可以使用以下公式：A = Q / (Ud × ΔTmd)其中，A为内换热面积，Q为传热量，Ud为蒸气侧的换热系数，ΔTmd为蒸汽的平均温差。
喷雾式蒸发器的蒸发速率计算可以使用以下公式：W = (G × H) / (λ × (hlg - hgf))量蒸发潜热，hlg为蒸汽的焓值，hgf为液体的焓值。
蒸镜式蒸发器的换热面积和蒸发速率计算方法类似多效蒸发器。
二、冷凝器冷凝器是将蒸汽或气体转变为液体的设备。
根据冷凝器的类型有多种不同的计算方法。
1.冷凝器的内换热面积计算冷凝器的内换热面积可以通过以下公式计算：A=Q/(U×ΔTm)其中，A为内换热面积，Q为传热量，U为换热系数，ΔTm为平均温差。
2.各种冷凝器的计算常见冷凝器种类有冷却管束冷凝器、冷凝器冷凝管束冷凝器等。
这些冷凝器的计算方法略有不同。
冷却管束冷凝器的换热面积计算可以使用以下公式：A = Q / (Ud × ΔTmd)其中，A为内换热面积，Q为传热量，Ud为冷却侧的换热系数，ΔTmd为冷却水的平均温差。
冷凝器冷凝管束冷凝器的冷凝速率计算可以使用以下公式：W = (G × H) / (λ × (hgf - hfg))量冷凝潜热，hgf为蒸汽的焓值，hfg为液体的焓值。
以上就是各种蒸发器和冷凝器的计算方法。
各种蒸发器冷凝器计算
各种蒸发器冷凝器计算蒸发器和冷凝器是热交换器的一种特殊类型，广泛应用于许多工业领域。
蒸发器用于将液体蒸发成气体，而冷凝器则用于将气体冷凝成液体。
在本文中，将讨论各种蒸发器和冷凝器的计算方法。
首先，我们将探讨蒸发器的计算方法。
蒸发器的设计有许多方面需要考虑，包括传热面积、传热系数、蒸发速率等。
1.传热面积计算：传热面积是蒸发器设计的重要参数，它取决于传递热量的需求。
通常，传热面积可以通过以下公式计算：A = Q/(U × ∆Tlm)其中，A表示传热面积，Q表示传热量，U表示传热系数，∆Tlm表示温度差的对数平均值。
传热系数和温度差的对数平均值需要根据具体的蒸发器设计和工作条件进行估算。
2. 传热系数计算：传热系数是蒸发器设计的另一个重要参数，它是传导、对流和辐射传热的综合结果。
传热系数可以通过经验公式或实验数据来估算。
一种广泛应用的经验公式是Dittus-Boelter公式：Nu=0.023×Re⁰⁸³⁴⁻⁵⁹!其中，Nu表示Nusselt数，Re表示雷诺数。
雷诺数可以通过液体和气体的运动速度、密度和粘度来计算。
3.蒸发速率计算：蒸发速率是蒸发器设计的关键参数之一，它取决于工作流体的性质和蒸发器的传热性能。
一种简单的估算方法是基于能量平衡：Q = m × h_fg其中，Q表示传热量，m表示蒸发液体的质量流量，h_fg表示蒸发潜热。
接下来，我们将探讨冷凝器的计算方法。
与蒸发器类似，冷凝器的设计也需要考虑传热面积、传热系数和冷凝速率等因素。
1.传热面积计算：传热面积与冷凝速率密切相关，可以通过以下公式计算：A = Q/(U × ∆Tlm)其中，A表示传热面积，Q表示传热量，U表示传热系数，∆Tlm表示温度差的对数平均值。
传热系数和温度差的对数平均值需要根据具体的冷凝器设计和工作条件进行估算。
2. 传热系数计算：传热系数可以通过经验公式或实验数据来估算。
ASPEN 闪蒸计算
9）输入单元模块参数 Block Specifications 甲苯: 5 lbmol/hr 控制器(Manipulators） 在闪蒸模型中不允许同时规定热负荷和气相摩尔分率。 2lbmol/h ）、苯（0. 甲烷: 95 lbmol/hr 甲烷: 95 lbmol/hr ASPEN Plus单元操作模型 【例2】-- 输入单元模块参数 P = 550 psi 甲苯: 5 lbmol/hr properties /specifications Pressure N/sqm 主要是全局特性的定义,如单位, 运算类型,报告的输出形式和要求 2lbmol/h ）。 可以生成这些模型的冷热曲线表。 分离器(separators) 【例2】-- 输入化学组分信息 【例2】-- 输入单元模块参数 – 闪蒸器1
Pressure N/sqm
Vapor Frac
Liquid Frac
Vap1 liq1
0.05 0.00
0.01 0.00
0.00 0.01
0.00 0.00
0.06 0.01
310.9 3
310.93
34473 3447378
78.65
.65
1.00 0.00
0.00 1.00
【例2】-- 运行模拟过程—换热器的热负荷
闪蒸分离模拟例题1
6 进入BLOCK设置
完成Specification设置后在Entrainment中设置
闪蒸分离模拟例题1
7 计算结果
【例2】完成以下练习
T = 200 F
Pdrop = 0
COOL
Feed
FEED
T = 1000 F
2-4闪蒸过程计算
窄沸程绝热闪蒸的序贯迭代法 对窄沸程绝热闪蒸过程，与等温闪蒸一样采用 Rachord-Rice 方程，迭代T:
T ( k 1) T ( k ) G (T ( k ) ) ' G (T ( k ) )
其中
G(T ( k ) ) H v (1 ) H L H F
dHV G (T ( k ) ) dH L (1 ) CPV (1 )CPL T dT dT
T
( k 1)
T
(k )
G (T ( k ) ) G (T ( k ) ) T
N
重新估算T
Y 结束
G(T ) H v (1 ) H L H F 0
窄沸程绝热闪蒸过程计算
窄沸点闪蒸过程特点是混合物中各组分的沸点很接 近，因而热量衡算主要受汽化潜热的影响，既主要 受汽相分率的影响，改变进料的热焓值会使汽液相 流率发生变化，而平衡温度变化不明显。显然，在 这时应该内循环温度，外循环迭代汽化率。
p(或T),V(或ψ )
部分汽化
Q, T(或p), L, yi, xi
闪蒸计算类型的异同点
相同点： 都是气化过程，说明可按气化公式计算 气液两相平衡 相当于一块理论板 不同点： 产生气化的原因不同
部分气化或部分冷凝：外界交换热 绝热闪蒸：不与外界换热，焓变为零
气化：除P外还要已知一个条件 绝热闪蒸：给定P，体系就固定了
可调设计变量不同
2.3.1 等温闪蒸和部分冷凝过程
规定： Ｐ、T
计算：Q, V, L, yi, xi
汽液相混合物焓值的 计算：对于理想溶液， 汽液相的焓值分别由 纯物质的焓加和求的， 对非理想溶液，可以 利用物质的偏摩尔焓 加和求得。
蒸馏水闪蒸罐计算
数值 20 4.174 68.89 51.67 987.3 2377.8586 51.67
备注
已知 r"+((r'-r")/(T'-T"))*(T-T") 已知
二次蒸汽冷凝潜热辅 助计算上限温度 二次蒸汽冷凝潜热辅 9 助计算上限冷凝潜热 二次蒸汽冷凝潜热辅 10 助计算下限温度 二次蒸汽冷凝潜热辅 11 助计算下限冷凝潜热
序号 1 2 3 4 5 6 7 8
描述 物料量 物料比热 物料初始温度 物料最终温度 物料的密度 二次蒸汽冷凝潜热 二次蒸汽温度
符号 M Cp t0 t1 ρ r T
L
单位 计算公式或图表 kg/H 已知 0 KJ/( C Kg) 已知 0 已知 C 0 已知 C Kg/m KJ/Kg 0 C
0 3
查表 查表
M'/ρ 0.0512*((ρ L-ρ g)/ρ g)^0.5 (V/(3600*0.785*u))^0.5*1000 自定义 V/(3600*0.785*(D/1000)^2) VL*t/(47.1*D'^2) 如果0.1*D<150,则 HG=150+1.2*D,否则HG=1.3*D HL+HG
0.1044681 0.083
6.70 5.36 21.04 600.00 0.01 3.48 175.25 178.73 1250 0.05050864 0.3533 0.0352 0.0352 0.4237 355.6
蒸馏水泵 NPSH=1.8m
12 物量的自蒸发量 13 二次蒸汽密度 14 辅助计算上限蒸汽密
T'
r
C
查表 查表 查表 查表
M*Cp*(t0-t1)/r ρ g"+((ρ g'-ρ g")/(T'T")Kg
蒸发式冷凝器热力性能计算说明书
蒸发式冷凝器校核计算说明书蒸发式冷凝器热力性能计算，首先应了解以下参数，主要包括环境参数（大气压，干球温度，湿球温度）、工质类型，冷凝介质冷凝温度，冷凝负荷。
计算冷凝器的传热面积，通风量，循环水量，补充水量等方面参数的确定。
1、冷凝负荷：即冷凝器的总排热量，它与冷凝温度tL 和环境的湿球温度tS 有关，它们间的关系为：∑QL=QLg ·m 式中、 m ——校正系数； QLg ——冷凝器的排热量；∑QL ——冷凝器的总排热量。
在产品规格表上选择合适的蒸发式冷凝器时，应选蒸发式冷凝器排热量等于或大于总排热量的设备。
校正系数m 与冷凝温度tL 。
湿球温度tS 间的关系见图1和图2。
图1—蒸汽式冷凝器校正系数m=f(制冷剂、t 1、t 2)图2QL g —对压缩式机组，一般取机组制冷量的1.3倍。
2、环境参数确定：蒸发式冷凝器的排热量与当地环境的干、湿球温度有关，其中，特别是湿球温度tS 的影响更为显著，通常采用“工业企业通风和空气调节设计规范”中夏季空调室外计算干、湿球温度数值。
冷凝温度建议计算时选用 t L =t S +（10～15）℃3、冷凝器的传热面积计算：蒸发式冷凝器是依靠盘管外的冷却水部分蒸发时吸收的蒸发潜热来带走制冷剂气体冷凝为液体时放出的冷凝热量。
因此它的热力计算比较复杂，除了传热过程外，还同时伴随有传质过程。
对于传热过程：q F =Kw （t L -t m ）=FwQL ∑式中q F——单位面积热负荷；Kw ——传热系数； t m ——水膜平均温度； Fw ——传热面积。
Kw=∑++wn αλδα111式中 n α——制冷剂蒸气冷凝时的放热系数；∑λδ——管外表面的污垢热阻；w α——管外表面水膜层的放热系数。
制冷剂蒸气冷凝时的放热系数，可根据努谢尔特的膜层凝结理论，近似按下列公式计算：n α=0.683 b r 0.25（d n ·△t ）-0.25 式中 b, r ——制冷剂的物性系数；d n ——管内径；△t ——冷凝液膜层的温差。
高压凝液闪蒸罐设计
1508 mm
4、 筒体长度
L'
2719 mm
↓
圆 整 5、 长径比
L L／D
2750 4.6
m m
L/D合理
QV＝ ρV＝
1208.1 m3/h 2.4 kg/m3
蓝色 为输
L＝ 2750 mm NOTE
TYP. 管 口
物 料
设 计
进
N1
混合-气相 混合-液相
停留时间
UVDsn＝
85 %×UVmax
AVmin＝QV／UVmax
Dmin＝（4×AVmin／π）0.5
以AV＝（15π0Dm圆2／m整4） UV＝QV／AV 约为
61% UVmax 分离良好
设定
QLB＝QL×tB
QLC＝（π／12）×
0.5 ×D3
高HL液＝位（设QL计B－QLC）／AVmin
值L'＝：五段高度
2899.4 10982.6
2.4 150 805.0
2 min
2899.4 1208.1 2.4 150
10982.6 13.6
%设计流 量
805.0 100
重新计算
min
NOTE
操作分 结 束
恢复默认 隐 藏
整 合：
设计分析：
2
整 合：
3段
整 合：
结构合理
mm
低液位设计
100 mm mm
（设定值：
以
50
mm 圆整
HL
H1 H2 HS 圆整后增量：
0
H3 ） 31 0
以 3 ≤ L/D ≤
5 为合理标准
恢复默认 隐
完整性： 合理性1： 合理性2：
高压凝液闪蒸罐计算
UVDsn＝
85 %×UVmax
AVmin＝QV／UVmax
Dmin＝（4×AVmin／π）0.5
以AV＝（15π0Dm圆2／m整4） UV＝QV／AV 约为
61% UVmax 分离良好
设定
QLB＝QL×tB
QLC＝（π／12）×
0.5 ×D3
高HL液＝位（设QL计B－QLC）／AVmin
值L'＝：五段高度
◆约 为设计6量1%适 中,
允许气速 分离良好
D＝
HL＝ 600 mm
N3
1508
m m
液相
调试
计算过程
气－液分离：
1、 分离因子
KS
0.2068
分离常数
KV
0.3479
设计分离常数 KVDsn 0.3479
最大气相流速 UVmax 1.939 m/s
设计气相流速 UVDsn 1.648 m/s
出
N2 气相 N3 液相
流 量 kg/h 2899.4 10982.6
2899.4 10982.6
进料量为
操 作
进
N1
混合-气相 混合-液相
停留时间
QL＝ ρL＝
13.6 m3/h 805.0 kg/m3
── 设计参数及细节调整（操作分析时输入无效）─
KS＝（WL／WV）×（ρV／ρL）0.5
设或UKVV计＝ma取xe＝x计pK（算V×A值（＋（BKρ0LS.－＋40ρCV，者K）S两取2／＋ρDVK）S03.＋5 EKS4＋FKS5）
2899.4 10982.6
2.4 150 805.0
2 min
2899.4 1208.1 2.4 150
4.闪蒸计算
精馏
闪蒸计算
开始 输入T，P，F，Z 计算泡点Tb Tb>T?
F
等温闪蒸计算框图
G (e) =
r +1
∑
r
( K i − 1) z i ( K i − 1) e + 1
T低于泡点温度
e
Gr =e − G ′( r )
= −∑
i c
计算露点Td T高于露点温度
2
G′
(r )
zi ( K i − 1) 2 ⎡( K i − 1) e + 1⎤ ⎣ ⎦
r
Td<T?
e =(T −T )/(Td −T ) b b
F
计算xi，yi并归一（2-97，98） 计算Ki (2-85) 计算G (2-99)
G < ε ?(ε = 0.001)
T
切线法求e (2-100,101)
打印
8
结束
精馏
闪蒸计算
( Ki − 1) zi G(e) = ∑ ( yi − xi ) = ∑ ( Ki − 1)e + 1
(1) e = 0.5
T − Tb (2) e = Td − TB
5
精馏
闪蒸计算
闪蒸计算能否成立的判断
所设温度必须满足： 温度 ∑zi／Ki＞1 和 ∑zi×Ki＞1 若∑zi／Ki≤1 所指定的温度高于露点温度； 若∑zi×Ki≤1 所指定的温度低于泡点温度。 则所指定的温度下不可能实现闪蒸。
6
T、P 已知: z , F ⎯⎯⎯ x , y , L,V →
2
精馏
闪蒸计算
1）基本方程 相平衡关系 组分物料衡算 归一方程 相平衡常数式 2）变量分析 变量数： F,V,L,T,P,xi,yi,zi,Ki 方程数： 一般取 （4C+5） （3C+3） 自由度=变量数-方程数= C+2 F, T, P, zi (i=1,…,C-1)
闪蒸过程的计算
a
6
3、闪蒸过程数学模型
3.1 等温闪蒸和部分冷凝过程
混合物在压力P，温度T下进 行部分冷凝，或绝热闪蒸； 求液化率，气、液相量及组 成或闪蒸后温度； 进料：F， Zi 出 料：V， Yi； L，Xi
a
10
a
11
The end
a
12
p,Q=0 p,Q≠0 p,L(或 ψ) p(或 T),V(或 ψ)
闪蒸形式 等温 绝热
非绝热 部分冷凝 部分汽化
a
输出变量 Q, V, L, yi, xi T, , T, V, yi, xi Q, T(或 p), L, yi, xi
4
2、闪蒸过程计算
a
7
a
8
a
9
闪蒸计算能否成立的判断
（1）分别用泡点方程和露点方程计算在闪蒸压力下进 料混合物的泡点温度和露点温度，然后核实闪蒸温度 是否处于泡露点温度之间； （2）假设闪蒸温度为进料组成的泡点温度，则∑(Kizi) 应等于1。若∑(Kizi)＞1，说明TB＜T；再假设闪蒸温度 为进料组成的露点温度，则∑(zi/Ki)应等于1。若∑(zi/Ki) ＞1，说明TD＞T。综合两种结果，当TB＜T＜TD 。才 构成闪蒸问题。
2.2 等温闪蒸计算（Isothermal flash） 中文名称：冷凝和气化。即计算一定温度和压力 下的闪蒸过程； 已知条件：进料温度、压力、流量及组成；
闪蒸的温度和压力； 计算结果：闪蒸后气、液相的流量、组成；
闪蒸所需的热负荷；
a
5
2.3 绝热闪蒸计算（adiabatic flash） 中文又称等焓节流。即计算物料节流到一定压力 下的闪蒸过程； 已知条件：进料温度、压力、流量及组成；
蒸发冷凝计算
1.242620866
58.45664311 2300 74 1.19
0.002 0.001
0 31 1.9 0.25
铝黄铜 锡黄铜 2号纯铝 铸铝
86.4 93.6
187 119
循环量4000Kg/h 排热量 裕度 Φ25管换热面积 风量 水量
350.00 KW
5%
367.50 KW
295.75 ㎡
修正系数Ψ
查表取
P=（t2″-t2′）/（t1′-t2′） R=（t1′-t1″）/（t2″-t2′）
21.50722088 76 40 28 30 46 12 34
3.833333333 1.343734747
0.85
0.041666667 18
总传热系数公式 1/k=1/αo＋δ/λ＋δ1/λ1＋1/αi（Fo/Fi）＋δ2/λ2
蒸汽凝结成液，流量 4000Kg/h，76℃降到40 ℃，绝压0.105Mpa
蒸发冷计算书
入口气态比容为0.23m3/kg
计算内容
备注：蓝字须首先添加，可向表格选取的数字，紫色字体为计算生成。
对数平均温差计算公式 △tm=<（t1′-t2″）-（t1″-t2′）>/ln<（t1′-t2″）÷（t1″-t2′）>
k--总传热系数Kcal/(㎡.h.℃)
αo--外侧总放热系数Kcal/(㎡.h.℃)通常温度条件下，几乎为定值2300
αi--内侧总放热系数Kcal/(㎡.h.℃)A水或水溶液强制对流时：保守取4000
Fo/Fi-外侧及内侧的换热面积㎡之比1.19
δ--金属管壁厚度m
δ1--水垢厚度m δ2--冰霜厚度m λ--传热管壁单位面积导热系数Kcal/(m.h.℃)
关于蒸发罐大小的计算
目前有一个闪蒸罐体容积计算问题，我们自己有两种计算思路，你让他们看看是否科学或给出专业的设计计算。
这个问题的具体背景如下：如下图所示，罐体内压力0.066bar（绝压，对应水的饱和温度为38℃），罐体内的水经过循环泵（泵流量60m³/H）的作用下经过换热器循环加热，由常温升温至38℃，然后再经过一次换热器加热至41.83℃进入罐内进行闪蒸。
目标汽化量为400L/h（液态）。
（蒸汽会从顶端抽出，图中未表示）罐体内水位下降到最低液位后，会自动抽水补充。
思路一：以新补充的水与罐体内的水混合后，温度变化小，对蒸发影响最小为思路。
1.若罐体设计大，罐体内补水后温变化不明显，闪蒸过程持续性好，但是罐体过大会造成初始升温过程缓慢。
2.若罐体设计较小，罐体内补水后温度变化较大，闪蒸过程会断续进行，但是初始升温过程较快工作循环如图所示：循环泵吸取蒸发罐的水，经过换热器给水升温，然后再返回蒸发罐。
当水位下降至工作最低液位，向罐体内补充废水。
补充水后，罐内温度平衡被破坏。
罐内的水需要经过换热器加热然后再次回到罐内蒸发，水可能经过1个循环、2个循环、3个循环·····才能达到蒸发的温度，并最终达到蒸发状态。
这些循环的次数是由蒸发罐内水温，水的体积以及新注入水的温度，体积决定的。
假定，罐体内补充水后，温度可以立即混合均匀，并设定如图中所示的参数。
以1h内补充新水400L计算，已知罐体内蒸发温度为T2=38℃，换热器设计换热温度3.83℃（41.83-38），每小时注入水量V1=400L，水温为T1，预估罐体体积为V2设定补充水后，罐体内混合后的水温为T6，则假定经过1次循环即可达到蒸发状态，即T4=38摄氏度，由换热器温差可求的T3=34.17℃，室温22℃当T3=T6时，可求得：=T3若经过换热器1次循环，即可达到蒸发罐内水的蒸发温度，带入参数V1=400L，T1=22℃（室温），T2=38℃，T3=34.27℃有此，求得V2=1699L，即1.7m³。
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压力 MPaG 0.4温度 ℃151.9液相密度 kg/m3914.9气相密度 kg/m3 2.675气相流量 m3/h 液相质量 t/h 313.95气相质量 t/h 14.07
其中：
2.573819
3.2343.15
680
取整为(m) 2.6设备长度（m）
8.45.3066m2
0.06取整(mm)
0.11
0.286
300
1.36171531m2
0.31660787
0.3520.9152
900
0.68085765m2
0.4449118
0.453 1.1778
1200
0.68085765m2
0.57321573
0.56
1.456
1500
1.36171531m2
0.8298236
0.772
2.0072
2100
入口接管直径计算
其中：
0.3197322
一、卧式重力分离器计算
最低液位（LL）、低液位报警（LA)、正常液位（NL)、高报警（HA）、最高液位（HL）之间的间隔 min 按化工装置工艺系统工程设计规定（二）P303 试算直径公式
D T =(（2.12*V L *t)/(C*A))1/3
t——停留时间；min
A——可变的液体面积（以百分率计）；A TOT ——总横截面积；%
A a ——气体部分横截面积；%
D T ——设备的直径；m L T ——设备长度；m
C=L T /D T =2~4（推荐值是2.5）V L ——液体的体积流量；m3/h 液位最低时横截面积A b /A TOT =查图2.5.1-5，得h LL /D T =液体停留2min时的横截面积为：A LA /A TOT =
A b ——液位最低时液体占横截面积；%初始设置为A=80% Aa=14% Ab=6%
A=A TOT -A a -A b
容器的总横截为A TOT =查图2.5.1-4，得a=500≥300
液体停留1min时的横截面积为：A HA /A TOT =
查图2.5.1-5，得h HA /D T =液体停留2min时的横截面积为：查图2.5.1-5，得h LA /D T =液体停留1min时的横截面积为：A NL /A TOT =
查图2.5.1-5，得h NL /D T =A HL /A TOT =
查图2.5.1-5，得h HL /D T =D P >3.34×10-3(V G +V L )0.5ρG 0.25
D P ——接管直径；m
液相密度 kg/m3914.9气相密度 kg/m3 2.675气相质量 t/h 14.07
气相流量 m3/h 5259.813084
液相流量 m3/h
1.537872992其中：
1.975936
其中：
0.9699661圆整取值
1.2m
高度计算
其中：
0.1360468
6
V L ——液体体积流量；m3/h
H L =V L t/(47.1D 2)
H L ——液体高度；m t——停留时间；min D——容器直径；m
二、立式丝网分离器计算按化工装置工艺系统工程设计规定（二）P318 计算方法一公式
V L 、V G ——液体和气体流量；m3/h ρG ——气体密度；kg/m3
近似取气相质量的10%
D G =0.0188(V G /u G )0.5
D G ——丝网直径；m V G ——液相流量；m3/h
容器直径至少比丝网直径大100mm以上u G =K G (（ρL -ρG )/ρG )1/2
u G ——与丝网自由横截面积相关的气体流速；m/s ρL 、ρG ——液体和气体密度；kg/m3K G ——常数，通常取0.107
5259.81308
2112 00。