板式蒸发器计算.xls
蒸发器计算[1]
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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 vq v= 0.05Q0= 0.05×5.25=0.2651m3/s=945 m3/ h3/ h（两个系统）则q v总=2 q v=1890m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h2h2= 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αbαb=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αofαof=αf+αb=0.52233904+0.0281=0.551(m2/m)(4) 每米管长内表面积αiαi=πd i l=3.14×0.00882×1=0.0276948(m2/m)(5) 肋化系数ββ=αof/αi=0.551/0.0276948=19.9(6) 肋通系数αα=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）D、所需管长L=A of/αof=9.191/0.551=16.68（m）E、蒸发器高度H取蒸发器高度方向为12排，则H=12 S1=12×0.025=0.3（m）F、蒸发器长度L=A y/H=0.139/0.3=0.465 （m）G、蒸发器宽度B=NS2=3×21.65=0.65 （m）(9) 传热温差θm= （t1g—t2g）/[ln（t1g—t0）/（t2g—t0）] ℃=（27—15.6）/[ln（27—7）/（15.6—7）] ℃=13.51℃(10) 所需传热面积取总的传热系数K=43.5W/(m2·K)，所需传热面积A0= Q0/ （Kθm）=5250/（43.5×13.51）=8.935 （m2）＜A of(11) 空气侧流动阻力凝露工况下，气体横向流过整套叉排管簇时的阻力可按下式计算△p=1.2×9.81A(B/d e)(ρωmax)1.7ψ对于粗糙(冲缝)的翅片表面，A=0.0113当量直径d e=2(s1—d0)(s f—δ)/[( s1—d0)+( s f—δ)]=2×(25-9.52)(1.8-0.11)/[ (25-9.52)+ (1.8-0.11) ]=3.047(mm)B为蒸发器宽度65 mm，空气密度ρ=1.2kg/m3，凝露工况下取ψ=1.2，则△p=1.2×9.81×0.0113×(65/3.047) ×(1.2×2.22) 1.7×1.2Pa=18.6 Pa＜90Pa 故选择的SYZ9-7I离心风机能满足压头要求。
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5. 蒸发器设计计算本系统所选用的载冷剂为乙二醇，在第三章中蒸发器选型时选用整体式钎焊板式换热器为蒸发器。
根据本系统的制冷量4kw ，初步选定使用宁波高力科技有限公司生产的k105型板式换热器，其具体参数如下表4-1和4-2：表4-1 蒸发器型号型式 使用压力 /测试压力工作温度传热面积(m2) L (mm) 重量 (kg) 容积 (L) 铜/镍焊K105* 18 铜焊:30bar/43bar镍焊:10bar/15bar —160℃～200℃ 0.959 54 7.82 1.812 K105* 261.386 73 9.742.665 K105* 301.599 82 10.70 3.091 K105* 34 1.812 92 11.66 3.518 K105* 402.025 106 13.104.157 K105* 48 2.558 126 15.02 5.010 K105* 502.665 130 15.50 5.223 K105* 603.198 154 17.90 6.289 K105* 804.26420222.708.421表4-2 接头规格表PT/NPT/GB 外牙PT/NPT/GB 内牙螺纹接头 1/2"、3/4"、1"、1-1/4" 1/2"、3/4"、1"1-1/2"焊制接头9.73、12.9、16.15、19.25、22.36、25.6、28.8、32.5其中，板片总数为48片，106mm L =，124W mm =，总传热面积为2.025m 2，共有40个流道，其中19个制冷剂流道，20个乙二醇流道。
本系统为提高传热效果，在此采用逆流布置。
计算如下：已知：04kw φ=K ；()1.0764/.p c kJ kg K =，023t =-℃ ，过热度为4 ℃，蒸发器出口为-19℃的过热蒸汽，制冷剂干度为0.380χ=，制冷剂质流量：0.0248/m q kg s =，乙二醇进口温度-15℃，乙二醇出口温度-20 ℃，进出口温差为：5=∆t ℃（一）乙二醇流量乙二醇质量流量：0,340000.74321.0764510m w p Q q kg s c t ===∆⨯⨯ （二） 计算平均温差由于制冷剂在蒸发器内流动时经历蒸发段和过热段两部分，所以计算平均温差应分为蒸发段和过热段两部分来考虑。
(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。
300kw氨吸收式制冷板式蒸发器设计任务书
xxxx学院本科毕业设计任务书
院(系) 机械工程学院专业班级 xxxxxxxxxxxxxxxxxxxxx 学生姓名 xxxxxxx
一、毕业设计题目 300KW氨吸收式制冷系统板式蒸发器设计
二、毕业设计工作自 2014 年 12 月 9 日起至 2015 年 6 月 20 日止
三、毕业设计进行地点:
四、毕业设计应完成内容及相关要求：
本次毕设内容以300KW制冷量的余热制冷机组为例，设计满足该工况要求下的板式蒸发
器的结构。
主要研究内容：1、300KW制冷量的氨吸收式制冷机组的蒸发器热力计算；2、设
计符合该制冷量要求的氨用板式蒸发器结构；3、提出优化方案。
最终形成上交的毕业设计内容包括：
1、开题报告一份；
2、蒸发器总装图、部件图及明细表；
3、完整毕设论文一份；
4、外文翻译。
五、毕业设计应收集资料及参考文献：
1、查阅、收集余热吸收式制冷系统及板式换热器的相关设计资料；
2、中文资料不少于15篇，外文资料不少于5篇；
3、相关文献和资料应多种类并存，如期刊文献、参考书、毕业设计论文以及各种网络资料
等。
六、毕业设计的进度安排：
1、查阅、搜集资料，书写开题报告； 2周
2、对本课题制冷量指标下吸收式制冷系统进行热力负荷计算； 3周
3、根据管壳式蒸发器制冷量初步确定换热器换热面积等性能参数； 4周
4、根据理论计算换热器结构方案确定,并画出草图; 3周
5、画出壳管式蒸发器总装图及零件图； 1周
6、撰写设计说明书并准备答辩 2周
指导教师签名 xxxxx 专业负责人签名xxxxxxxxx 学院领导签名批准日期2015-03-05。
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℃。
板式热交换器做蒸发器时的计算
板换参数OHC30热负荷8.2单片换热面积0.03计算循环水量单通道横截面积 2.33E-04质量流量kg/s0.390848431407.054当量直径0.0044体积流量m3/s0.00039095 1.407406流程长度0.306板厚0.0005初选R22物性初选水流速0.112压力497990流道数 1.50E+01蒸发温度0取整 1.50E+01气态液态换热面积0.87密度21.2291281.5通道中水流速 1.12E-01比容0.0471053750.000780336制冷机侧压降汽化热205.5流态判别比热0.73897 1.1692制冷剂平均干度0.5导热系数0.00940750.094743液相流速 5.89E-03 2.12E+01动力粘度pa*s0.0000113630.00021598气相流速 3.56E-01 1.28E+03运动粘度 5.35E-07 1.69E-07液相雷诺数 1.54E+02普朗克数0.8926 2.6654气相雷诺数 2.92E+03水物性表面张力 1.17E-02C11定性温度9.5fl 2.48E-01密度999.75fv 2.73E-02比热 4.196（pf）l 1.53E+00导热系数0.57911(pf)v 1.02E+01动力粘度pa*s0.0013249普朗克数9.5998马丁尼利参数X 3.88E-01运动粘度 1.33E-06摩阻分液相系数平方 3.60E+01制冷机侧压降pk 6.89E+01对数平均温差9.276水侧雷诺数 3.72E+02设水侧壁温 6.5R22侧壁温6壁温下普朗克数10.617壁温下压力602590水侧怒塞尔数26.18977974马丁尼利参数0.11121164水侧换热系数aw3446.991669压力损失系数270.682793开方16.4524403水侧EU 4.20E+02F12.0905202水侧压降pw 5.26E+03系数2 2.63E+03S1每个流道凝液量 6.34E+00温度差t6冷凝负荷 5.98E+01压差p104600冷凝雷诺数 3.26E+01池沸腾换热系数 1.53E+03冷凝换热系数ac1808.94911313.6477154两相强制对流换热系水污垢热阻8.60E-06不锈钢导热系数16.3换热系数 1.55E+03传热系数K1025.05321水侧壁面温度校核 6.66E+006.23E+00实际换热面积0.862395938面积差值0.88173674片数 3.10E+01。
(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。
制冷技术：蒸发器的选择计算
蒸发器的选择计算一、蒸发器选择计算的方法蒸发器的选择计算首先选择蒸发器的形式，然后计算所需的传热面积、被冷却介质的流量和流动阻力。
对于冷却液体的蒸发器，其计算方法与水冷式冷凝器相同。
1、蒸发器型式的选择开式冷水系统采用冷水箱式蒸发器（如制冰）。
冷藏库中根据各类冷间的要求不同，采用冷却排管和冷风机。
1.蒸发器传热面积的计算 蒸发器传热面积F 的计算式为F ＝Fq Qt K Q 00=∆⋅（m 2） （6－1） 式中 Q 0——制冷装置的制冷量，即蒸发器的负荷。
它等于制冷量与制冷装置的冷量损失之和（kW ）；K ——蒸发器的传热系数（W ／m 2·℃）； t ∆——平均传热温差(℃)；F q ——蒸发器的单位面积热负荷，即热流密度（W ／m 2）； 平均传热温差：t ∆＝)()(ln ln 020121min max min max t t t t t t t t t t ---=∆∆∆-∆ （6－2）t 1——被冷却介质进入蒸发器的温度（℃）； t 2——被冷却介质出蒸发器的温度（℃）； t 0——蒸发温度（℃）；蒸发器选型计算时，蒸发器的传热系数K 按经验选取，对排管有相应的计算公式。
对于冷却液体的蒸发器，蒸发温度一般比被冷却水的出口温度低3～5℃。
被冷却液体的进出口温差取5℃左右，这样，平均传热温差为5～6℃。
对于冷却空气的蒸发器，由于空气侧的放热系数很低而使传热系数很低，为了设备的初投资，选取较大的平均传热温差，一般蒸发温度比空气的出口温度低10℃左右，平均传热温差为15℃左右。
各种蒸发器的传热系数K 值等参数见表6－7。
3、 被冷却介质（水或空气）流量的计算与冷凝器中冷却介质流量的计算方法相同，不再重复。
蒸发器的传热系数和单位面积热负荷 表6－7二、冷风机选型计算(一)根据冷间冷却设备负荷，按公式（6-1）计算所需冷风机的冷却面积； 注意△t 取冷间温度与制冷剂温度差。
传热系数K 见表6-8。
（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====。
(详全版)蒸发器热量与面积的计算规则
(详全版)蒸发器热量与面积的计算规则1. 引言本文档旨在详细阐述蒸发器热量与面积的计算规则，为设计、安装和运行蒸发器系统的相关人员提供参考。
本文档适用于各类蒸发器，包括工业用和商用蒸发器。
2. 热量计算2.1 热负荷计算蒸发器的热负荷是指在蒸发过程中，需要从物料中去除的热量。
热负荷的计算公式如下：\[ Q = m \cdot c \cdot (T_{in} - T_{out}) \]其中：- \( Q \) 表示热负荷，单位为千瓦（kW）；- \( m \) 表示物料的质量，单位为千克（kg）；- \( c \) 表示物料的比热容，单位为千克摄氏度（kg·℃）；- \( T_{in} \) 表示物料的入口温度，单位为摄氏度（℃）；- \( T_{out} \) 表示物料的出口温度，单位为摄氏度（℃）。
2.2 热量传递系数热量传递系数是指单位时间内通过单位面积的热量，与热负荷和换热面积之间的关系。
热量传递系数的计算公式如下：\[ U = \frac{Q}{A \cdot (T_{in} - T_{out})} \]其中：- \( U \) 表示热量传递系数，单位为瓦特每平方米（W/m²）；- \( Q \) 表示热负荷，单位为瓦特（W）；- \( A \) 表示换热面积，单位为平方米（m²）；- \( T_{in} \) 表示物料的入口温度，单位为摄氏度（℃）；- \( T_{out} \) 表示物料的出口温度，单位为摄氏度（℃）。
2.3 蒸发器热量计算蒸发器的热量计算需要考虑热负荷、热量传递系数和换热面积。
蒸发器的热量计算公式如下：\[ Q_{evap} = U \cdot A \cdot (T_{in} - T_{out}) \]其中：- \( Q_{evap} \) 表示蒸发器的热量，单位为千瓦（kW）；- \( U \) 表示热量传递系数，单位为瓦特每平方米（W/m²）；- \( A \) 表示换热面积，单位为平方米（m²）；- \( T_{in} \) 表示物料的入口温度，单位为摄氏度（℃）；- \( T_{out} \) 表示物料的出口温度，单位为摄氏度（℃）。
食品工程原理第六章-传热单元操作精选全文完整版
1—加热室 2—中央循环管 3—二次 蒸汽室 4—除沫器 5—冷凝器
（二）压力蒸发、常压蒸发和真空蒸发 通常根据二次蒸汽的压强将蒸发分为压力蒸发、常压蒸发 和真空蒸发。 真空蒸发的特点如下： （1）在加热蒸汽温度不变的情况下，真空蒸发使物料的 沸点下降，从而加大了传热的温差； （2）由于物料的沸点降低，可以利用低温低压的蒸汽作 为热源，有利于节能； （3）低温防止了热敏性物料的变性和分解，但增大了溶 液的粘度，使传热系数降低。
0.0162 (273 76)2
f
0.85
2319
D’=fD’0=0.85×3.3=2.8℃
p=133.3e[18.3036-3816.44/(227.03+76)]=40211 Pa
pm
p
Hg
2
40211
11260 9.81 2
40211 6180
46391
Pa
Δ"
3816.44
227.03 T'
第六章 传热单元操作
第一节 蒸发
一、概述
蒸发的定义：藉加热作用使部分溶剂汽化，从而与不挥 发性溶质分离的操作。
蒸发进行的条件： （1）溶剂可挥发，溶质不可挥发； （2）供给汽化用的热量； （3）除去二次蒸汽（防止闷罐）。
作为一种传热过程，蒸发具有以下特点：
（1）一侧沸腾，另一侧冷凝，T，t 均为常数；
（三）单效蒸发和多效蒸发
（四）多效蒸发的加料流程 （1）并流加料
1
2
3
T1>t1>T’1>t2>T’2>t3>T’3
优点：各效压强递降，物料自动过效；存在自蒸发，节约加 热蒸汽；操作方便。 缺点：末效浓度高，温度低，粘度高，加热蒸汽温度低，故 传热差。
板式蒸发器
五、旋液分离器
旋液分离器是利用滤液在滤器内高速旋转离心作用力，分离相互难溶的液-固或液-液混 合物,进行机械分离分级的设备。它可以完成液体澄清、料浆浓缩、固体颗粒的洗涤、液 体的除气、除泥沙、固体颗粒的分级分类以及两种非互溶液体的分离等多种作业。
六、碟片离心机
碟式离心机是沉降式离心机中的一种，用于分离难分离的物料（例如粘性液体与细小固 体颗粒组成的悬浮液或密度相近的液体组成的乳浊液等）。分离机中的碟式分离机是应 用最广的沉降离心机。 碟式离心机可以完成两种操作：液-固分离（即低浓度悬浮液的分离），称澄清操作； 液-液（或液-液-固）分离（即乳浊液的分离），称分离操作。以其结构紧凑，占地面积 小，生产能力大等特点，因而在化工、医药、轻工、食品、生物工程以及交通运输部门 都获得广泛应用。
管式膜设备有微滤、超滤和纳滤等三种过滤类型。管式膜按材料分有高分 子膜、陶瓷膜和不锈钢膜等。
管式膜组件的特点：适应处理浓度较大、颗粒物较大的粗糙料液，耐高温 性能好，适应高温消毒和高温生产的场合，如陶瓷膜、不锈钢涂钛膜等。可取 代传统的工艺，利用膜系统处理染料可提高染料的强度、含固量，可做成液体 染料或者进行直接喷雾干燥。且废水排放量少，较少了环境污染。
四、HR活塞推料离心机
设备概述： HR（Z）活塞推料离心机是一种连续进料，分离后的滤饼从转鼓中间歇排出的过滤式 离心机。该机连续操作、生产能力大、可对滤饼进行充分洗涤，洗涤效率高、功耗低、 干燥快、对晶粒的破坏小。该机适用于分离固相颗粒≥0.25mm的结晶状或纤维状物料 的悬浮液。广泛用于化工、轻工、制药、食品等工业部门。如聚乙烯、聚苯乙烯、咖啡 因、乙二酸、磷酸盐、盐酸盐、硫酸盐、硝酸盐、碳酸钾、硝铵、碳酸氢铵、氯化铵、 食盐、尿素、硝化棉等生产。
板式蒸发器仿真计算模型_景步云
・1481・
板式蒸发器仿真计算模型
景步云，谷 波，黎远光
(上海交通大学动力与能源工程学院, 上海 200030)
摘
要：对板式蒸发器建立仿真计算模型。并利用模型，精确计算了板式蒸发器里流体沿流道方向
温度、压力的分布以及冷热流体的速度分布和板壁温度分布。根据模型的计算结果，分析换热器运 行性能，阐述仿真结果的理论依据，说明了板式换热器的换热和流体流动情况，为板式换热器的优 化设计和系统仿真提供了基础。 关键词：板式蒸发器；仿真；分布参数模型 文章编号: 1004-731X (2003) 10-1481-03 中图分类号：TQ021.1 文献标识码： A
引 言1
板式蒸发器是一种高效换热器。 从六十年代开始，国内 外学者们就对板式换热器的性能展开了研究， 但都局限于板 式冷凝器的研究，集中于换热器中蒸汽的凝结换热特性。 Troupe[1] 等提出采用数值集中参数法如龙格库塔法对板式 换热器的流动特性求解。 CHITTUR CHANDRASEKHARAN LAKSHMANAN [2] 则以传递函数法对板式换热器进行集中 动态仿真,但对板式换热器作为蒸发器的论述却很少。本文 对制冷剂 R22 在板式蒸发器中沿流动方向各点分布参数进 行数值模拟，以便全面了解板式蒸发器的性能和运行安全效果。
α gl λ DG Cp µ = 0.023( l )( e l ) 0.8 ( l l ) 0.4 F De µl λl
0.89 tt [3]
µ 0.14 ) µw
(9)
∂( ρW wW ) ∂pW + = − f W + ρW e g∆x ∂x ∂x 1 2 ∂hW ρW wW ∂( 2 wW ) + ρW wW ∂x ∂x qW =− − ρW 1wW g dx 同样对上述方程依次进行差分：
(完备版)计算蒸发器面积及热量的公式
(完备版)计算蒸发器面积及热量的公式1. 简介本文档旨在提供一套完备的公式，用于计算蒸发器的面积及热量。
蒸发器是空调系统、冷却系统以及其他热交换系统中的关键部件。
准确计算蒸发器面积和热量对于系统设计和性能评估至关重要。
2. 计算蒸发器面积的公式2.1. 传热面积计算公式蒸发器的传热面积可以通过以下公式计算：\[ A = \frac{Q}{K \cdot (h - t_{c})} \]其中：- \( A \) 是蒸发器的传热面积（平方米，m²）- \( Q \) 是热交换量（瓦特，W）- \( K \) 是传热系数（瓦特每平方米每开尔文，W/(m²·K)）- \( h \) 是热流密度（瓦特每平方米，W/m²）- \( t_{c} \) 是冷却剂的温度（开尔文，K）2.2. 结构面积计算公式当考虑到蒸发器的实际结构时，其面积可以通过以下公式计算：\[ A_{struct} = A + A_{margin} \]其中：- \( A_{struct} \) 是蒸发器的结构面积（平方米，m²）- \( A \) 是蒸发器的传热面积（平方米，m²）- \( A_{margin} \) 是考虑到制造公差和安装余量的面积（平方米，m²）3. 计算蒸发器热量的公式3.1. 热交换量计算公式蒸发器的热交换量可以通过以下公式计算：\[ Q = U \cdot A \cdot (t_{in} - t_{out}) \]其中：- \( Q \) 是热交换量（瓦特，W）- \( U \) 是热传递系数（瓦特每平方米每开尔文，W/(m²·K)）- \( A \) 是蒸发器的传热面积（平方米，m²）- \( t_{in} \) 是蒸发器进口侧的温度（开尔文，K）- \( t_{out} \) 是蒸发器出口侧的温度（开尔文，K）3.2. 热流密度计算公式热流密度可以通过以下公式计算：\[ h = \frac{Q}{A \cdot (t_{in} - t_{out})} \]其中：- \( h \) 是热流密度（瓦特每平方米，W/m²）- \( Q \) 是热交换量（瓦特，W）- \( A \) 是蒸发器的传热面积（平方米，m²）- \( t_{in} \) 是蒸发器进口侧的温度（开尔文，K）- \( t_{out} \) 是蒸发器出口侧的温度（开尔文，K）4. 总结本文档提供了计算蒸发器面积和热量的详细公式。
MVR蒸发器excel计算
MVR蒸发器excel计算
附件为MVR蒸发器及冷凝器的Excel计算表格用于计算MVR蒸发器的外形尺寸及换热面积非常适用。
传热系数
3600.00换热面积11.69出口温度
40.00冷凝器恒温变相
80.00传热温差
50.00冷凝器面积计算
热负荷
2103720.00循环水进水温度
20.00换热系数
5024.00加热室高度m
6.00加热管束根数
19917.00加热室直径mm
强制泵流量m³/h
出料泵流量m³/h
1200.132179.513.852.074.138640.9012.00加热室换热面积㎡蒸发室体积m³
蒸发室直径
蒸发室高度
71.10进口蒸汽潜热
出口压力kpa
出口温度
出口蒸汽潜热
有效温差
2238.00126.00106.002245.00总蒸发量kg/h
压缩机进口温度
进口压力绝压kpa
90.00MVR蒸发器计算参数
进料流量kg/h
MVR强制循环蒸发器进料浓度
出料浓度
石家庄博特环保孟工158****258320000.000.061.0018800.00。
毕业设计双效板式蒸发装置设计说明书
蒸发量为1000kg/h的板式蒸发装置的设计摘要蒸发是化工、轻工、食品、医药等工业生产中常用的一种单元操作。
蒸发过程是溶剂汽化过程，由于溶剂汽化潜热很大，所以蒸发过程是一个大能耗单元操作。
随着能源危机的日益加重，能源节约日渐引起国内外越来越多的关注。
板式蒸发器是根据薄膜传热理论和板式换热器原理发展起来的一种高效、节能、新型蒸发设备，它与管式蒸发器相比，具有结构紧凑、传热效率高、易清洗等诸多优点。
本文根据已知条件对蒸发量为1000kg/h的板式蒸发装置进行了工艺计算及流程设计，并对板式蒸发器和分离器的结构进行了设计，同时，对蒸发装置辅助设备进行选型。
关键词：板式升膜蒸发器双效Design of Plate Evaporation Device of 1000 kg/hEvaporation CapacityABSTRACTEvaporation is commonly used in industrial production as a unit operation in chemical industry, light industry, food, medicine, etc..The evaporation process is the solvent evaporation process, the latent heat of solvent vaporization great, so the evaporation process is a large energy consumption of unit operations. With the ever increasing energy crisis, energy conservation is increasingly caused by more and more attention at home and abroad. Plate evaporator is based on the film heat transfer theory and plate heat exchanger principle developed a highly efficient, energy saving,a new evaporation plant, it is compared with the tube evaporator, with a compact, high efficiency heat transfer, easy to clean and many other advantages .1000kg / h plate evaporation device Based on the known conditions on the evaporation process of calculation and process design, and the plate evaporator and separator structure has been designed, at the same time, the evaporation plant auxiliary equipment selection.Key Words：Plate-style Rising film Evaporator Double-effect目录第一章前言................................................. 错误!未定义书签。
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5. 蒸发器设计计算本系统所选用的载冷剂为乙二醇，在第三章中蒸发器选型时选用整体式钎焊板式换热器为蒸发器。
根据本系统的制冷量4kw ，初步选定使用宁波高力科技有限公司生产的k105型板式换热器，其具体参数如下表4-1和4-2：表4-1 蒸发器型号型式 使用压力 /测试压力工作温度传热面积(m2)L (mm) 重量 (kg) 容积 (L) 铜/镍焊K105* 18 铜焊:30bar/43bar 镍焊:10bar/15bar —160℃～200℃ 0.959 54 7.82 1.812 K105* 26 1.386 73 9.74 2.665 K105* 30 1.599 82 10.70 3.091 K105* 34 1.81292 11.66 3.518 K105* 40 2.025 106 13.10 4.157 K105* 48 2.558 126 15.02 5.010 K105* 50 2.665 130 15.50 5.223 K105* 60 3.198 154 17.90 6.289 K105* 80 4.264202 22.70 8.421表4-2 接头规格表PT/NPT/GB 外牙PT/NPT/GB 内牙螺纹接头 1/2"、3/4"、1"、1-1/4" 1/2"、3/4"、1"1-1/2"焊制接头9.73、12.9、16.15、19.25、22.36、25.6、28.8、32.5其中，板片总数为48片，106mm L =，124W mm =，总传热面积为2.025m 2，共有40个流道，其中19个制冷剂流道，20个乙二醇流道。
本系统为提高传热效果，在此采用逆流布置。
计算如下：已知：04kw φ=K ；()1.0764/.p c kJ kg K =，023t =-℃ ，过热度为4 ℃，蒸发器出口为-19℃的过热蒸汽，制冷剂干度为0.380χ=，制冷剂质流量：0.0248/m q kg s =，乙二醇进口温度-15℃，乙二醇出口温度-20 ℃，进出口温差为：5=∆t ℃（一）乙二醇流量乙二醇质量流量：0,340000.74321.0764510m w p Q q kg s c t ===∆⨯⨯ （二） 计算平均温差由于制冷剂在蒸发器内流动时经历蒸发段和过热段两部分，所以计算平均温差应分为蒸发段和过热段两部分来考虑。
① 蒸发段平均温差蒸发段：饱和液态和气态的焓值分别为：'169.69/h kJ kg =，''384.66/h kJ kg =,干度为：0.380χ= 则有：()(),1'''m p m w x h h q c tq --=∆⇒()()()(),1'''10.380384.66169.690.02481.07640.74324.1 Cmp m wx h h q t c q --'∆=--⨯=⨯=所以蒸发临界段对应的乙二醇温度为：20 4.115.9-+=-℃则蒸发段平均温度为：15.92017.952ave t --==- ℃ 平均温差为：()17.9523 5.05e t ∆=---= ℃② 过热段平均温差 过热段：()min 15194t ∆=---= ℃ ()max 15.9237.1t ∆=---= ℃对数平均温差：max min max min7.145.57.1ln ln4m t t t t t ∆-∆-∆===∆∆ ℃（三） 体积流量 乙二醇的体积流量：43..0.74326.910/1076.44m wv w wq q m s ρ-===⨯（四） 传热系数的计算该型号板片的厚度为0.4mm 。
板间距为 2.36mm δ=，当量直径22 2.36 4.72e d mm δ==⨯=则有，单通道横截面积：420.1240.00236 2.92610S A W m δ-==⨯=⨯乙二醇流速：4, 6.9100.118/20200.0002926v ww s q W m s A -⨯===⨯根据乙二醇的平均温度查表得：3.356()pw c kJ kg K =⋅，0.4302()w W m K λ=⋅，Pr 48.03w =，31076.44w kg m ρ=，625.7210w m s -ν=⨯由此，算得雷诺系数与努希尔系数为：60.1180.0047297.2955.7210w e ew w W d R v -⨯===⨯ 0.780.330.780.330.2121Pr 0.212197.29548.0327.05uw ew w N R ==⨯⨯=由λeu hd N =得eu d N h λ=，即有： ()227.050.43022465.3/.0.00472w h w m K ⨯==如前所说，制冷剂侧分两段，即蒸发段和过热段，因此，此处传热系数也分两段进行计算。
① 蒸发段传热系数当023t =- ℃时，查得R410a 的物性参数为：31255/l kg m ρ= 313.78/v k g m ρ= 246.93/r k J k g = ()0.11159/.l w m K λ= ()0.01138/.v w m K λ=6219.210.l Pa s μ-=⨯ 610.481810.v P a s μ-=⨯ ()1.2862/.pl c kJ kg K =()0.7925/.pv c kJ kg K =63219.210 1.286210 2.530.11159l PL rl L C P μλ-⨯⨯⨯===63.10.4818100.7925100.730.01138v P v rv v c P μλ-⨯⨯⨯====沸腾表面传热系数：5.00,,88B h h l r e r ⨯=Grq B =0 （式中角标r 代表制冷剂，e 代表蒸发，l 代表液相） 热流密度：2040001975.3/2.025q W m Aφ=== 质量流率：()20.02484.4609/.19190.0002926m s q G kg m s A ===⨯ 所以301975.3 1.79104.4609246930q B Gr -===⨯⨯ 液相表面传热系数：14.033.078.0,2092.0⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=wall ave reell r P R d h μμλ （可认为wallaveμμ≈1）64.46090.0047296.06219.210ee lGd R μ-⨯===⨯由此得：()0.780.330.14,0.111590.209296.06 2.531280.43/.0.00472r l h w m K =⨯⨯⨯⨯=()()0.532,280.4388 1.79101044.08/.r e h W m K -=⨯⨯⨯=蒸发段传热系数：er e r w w e h R R h K ,,111++++=λδ由于板式换热器高度湍流，且乙二醇在不易结垢，垢层较薄，由经验可知，板式换热热阻不到管壳式的1/2,在设计核实其数值应不大于管壳式热阻的1/5,即有：20.00012./w R m K W = 2r.e 0.00006./R m K W =2r.s 0.00008./R m K W =所以，代入数据算得传热系数为：()21110.0001200.000062465.31044.08647.67/.e K w m K =++++=② 过热段传热系数因为过热段是单相气体流动，过热段参数如下：313.78/v kg m ρ= ()0.01138/.v w m K λ=610.481810.v Pa s μ-=⨯ 0.73rv P = 据此算得e R 与s ur N ,：64.46090.004722726.1410.481810ee Gd R μ-⨯===⨯0.780.330.780.33,0.21210.21212726.140.7333.18ur s e rN R P ==⨯⨯= 于是有：(),2,0.0113833.1879.998/.0.00472v ur sr s eN h w m K d λ⨯===过热段传热系数：sr s r w w s h R R h K ,,111++++=λ (5-15)代入数据算得：()21110.0001200.00008246579.99876.82/.s K W m K =++++=(五) 换热面积校核 蒸发段：()()()()1'''10.380384.66169.690.0248 3.31e m x h h q kw φ=--=--⨯=233100.988662.452 5.056ee e eA m K t φ===∆⨯过热段：04 3.310.69s e kw φφφ=-=-=26901.8676.82 4.84ss s mA m K t φ===∆⨯总换热面积：()s e A A A +⨯=1.1 (5-17) =()21.10.988 1.86 2.94m ⨯+=（式中所乘1.1为换热面积的修正系数）由此计算可知，所需总换热面积大于换热器标准面积2.025m 2，所以校核合格，此换热器选型正确，可以使用。