蒸发器换热系数地理论数值

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1、实用标准6．3．2蒸发过程的传热系数　　　蒸发中的传热系数K是影响蒸发设计计算的重要因素之一。根据传热学知识知　　　　　（6-6）　　上式忽略了管壁厚度的影响。式中蒸汽冷凝传热系数αo可按膜式冷凝的公式计算；管壁热阻RW往往可以忽略；污垢热阻Rs可按经验值估计，确定蒸发总传热系数K的关键是确定溶液在管内沸腾的传热膜系数ai。研究表明影响ai的因素较多，如溶液的性质、浓度、沸腾方式、蒸发器结构型式及操作条件等，具体计算可参阅有关文献[1,6]。一、总传热系数的经验值　　目前，虽然已有较多的管内沸腾传热研究，但因各种蒸发器内的流动情况难以准确预料，使用一般的经验公式有时并不可靠；加之

2、管内污垢热阻会有较大变化，蒸发的总传热系数往往主要靠现场实测。表6-1给出了常用蒸发器的传热系数范围，可供参考。表6-1常用蒸发器传热系数K的经验值蒸发器的型式总传热系数K,W/(m2K)标准式（自然循环）600～3000标准式（强制循环）1200～6000悬筐式600～3000升膜式1200～6000文档实用标准降膜式1200～3500二、提高总传热系数的方法　　管外蒸汽冷凝的传热膜系数αo通常较大，但加热室内不凝性气体的不断积累将使管外传热膜系数αo减小，故须注意及时排除其中的不凝性气体以降低热阻。管内沸腾传热膜系数αi涉及到管内液体自下而上经过管子的两相流动。在管子底部，液

3、体接受热量但尚未沸腾，液体与管壁之间传热属单相对流传热，传热系数较小；沿管子向上，液体逐渐沸腾汽泡渐多，起初的传热方式与大容积沸腾相近。由于密度差引起的自然对流会造成虹吸作用，管中心的汽泡快速带动液体在管壁四周形成液膜向上流动，流动液膜与管壁之间的传热膜系数逐渐增加并达最大值。但如果管子长度足够，沿管子再向上液膜会被蒸干，汽流夹带着雾滴一起流动，传热系数又趋下降。因此，为提高全管长内的平均传热系数，应尽可能扩大膜状流动的区域。　　管内壁液体一侧的污垢热阻Rs与溶液的性质、管内液体的运动状况有关。由于溶液中常含有少量的杂质盐类如CaSO4、CaCO3、Mg(OH)2等，溶液在加热表

4、面汽化会使这些盐的局部浓度达到过饱和状态，从而在加热面上析出，形成污垢层。尤其是CaSO4等，其溶解度随温度升高而下降，更易在传热面上结垢，且质地较硬，难以清除；以CaCO3为主的垢层质地虽软利于清除，但导热系数较小；此外，垢层的多孔性也使其导热系数较低。所以即使厚度为1～2mm的垢层也具有较大的热阻。为降低Rs，工程上可采取定期清理、提高循环速度、加阻垢剂，或添加少量晶种使易结晶的物料在溶液中而不是在加热面上析出等方法。返回目录6.5.2多效蒸发的优缺点文档实用标准6.5.2多效蒸发的优缺点一、多效蒸发的经济性　　多效蒸发时，除末效外，各效的二次蒸汽都作为下一效蒸发器的加热蒸汽

5、加以利用，因而和单效相比，相同的生蒸汽量D可蒸发更多的水量W，亦即提高了生蒸汽的经济性W/D。如前所述，在若干假定条件下，单效时的W/D约为1。同理，双效时约为2，三效时约为3，等等。考虑实际情况，根据经验，不同效数时生蒸汽的经济性大致如下表：表6-2生蒸汽经济性W/D的经验值效数单效双效三效四效五效W/D0.911.752.53.333.70　　正由于多效蒸发时生蒸汽的经济性较高，所以在蒸发大量水分时广泛采用多效蒸发。但上表也说明，当效数增加时，W/D值虽然增加，但并不和效数成正比。二、多效蒸发的代价文档实用标准　　首先，多效蒸发时需要多个蒸发器，为便于制造和维修，各蒸发器的传

6、热面积常相同，此时，多效蒸发的设备费近似和效数成正比。因此，多效蒸发时生蒸汽经济性的提高是以设备费为代价的。　　其次，当生蒸汽的压力（温度）和冷凝器的压力（温度）给定时，不论单效或多效蒸发，其理论传热温度差均为Δtr=T-T′。这里，T和T′分别为加热蒸汽和冷凝器处二次蒸汽的温度。换句话说，理论传热温差与效数无关，多效蒸发只是将上述传热温度差按某种规律分配至各效。而且，多效蒸发的每一效都存在沸点上升或传热温度差损失，因而各效有效传热温度差之和——总有效传热温度差必然小于单效时的有效传热温度差，结果导致多效时的生产能力小于单效。下面作进一步的说明。由于蒸发是由传热控制的单元操作，因

7、此蒸发时的生产能力可近似以传热率Q来衡量。由传热速率方程，对于单效蒸发：Qs=KsAsΔts（6-24）对于m效的多效蒸发：（6-25）式中，下标s表示单效；m表示效数，i表示多效蒸发中的第i效。作为粗略计算，设各效传热系数可取其平均值，各效的传热面积相等，且它们分别均和单效时同，则有（6-26）有效传热温度差Δt为理论传热温度差与传热温度差损失Δ之差，对于单效：Δts=Δtr-Δs(6-27a)文档实用标准对于多效：(6-27b)　　一般情况下，多效蒸发中末效的温度差损失和单效