第二章 蒸发工艺设计计算
化工原理课程设计说明书
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目录
一．概述………………………………………………………………1-1蒸发操作特点……………………………………………………1-2蒸发操作分类……………………………………………………1-3蒸发设备…………………………………………………………1-4蒸发流程示意图…………………………………………………二．蒸发设计计算……………………………………………………2-1完成液浓度和各效水分蒸发量的计算…………………………2-2各效溶液的沸点和总有效温度差估算…………………………2-3加热蒸汽消耗量的计算…………………………………………2-4传热系数的确定…………………………………………………2-5有效温差在各效的分配…………………………………………2-6蒸发器传热面积计算……………………………………………三．蒸发器主要结构尺寸计算………………………………………3-1加热管的选择和管数的初步估计………………………………3-2循环管的选择……………………………………………………3-3加热管的直径以及加热管数目的确定…………………………3-4分离室直径和高度的计算………………………………………3-5接管尺寸的确定…………………………………………………
四．蒸发装置的辅助设备……………………………………………
4-1气液分离器………………………………………………………
4-2蒸汽冷凝器………………………………………………………
4-3真空泵的选型……………………………………………………
4-4预热器的选型……………………………………………………
五．主要设备强度计算及校核………………………………………
5-1加热室的强度校核………………………………………………
5-2蒸发室的强度校核………………………………………………
5-3支座的选择与强度校核…………………………………………
六．设计总结…………………………………………………………
6-1设计结果汇总表………………………………………………
6-2设计评价………………………………………………………
6-3心得体会………………………………………………………
参考文献………………………………………………………………
第一章概述
1—1蒸发操作的特点
蒸发的目的是是溶剂和溶质分离，但溶液中的含溶质的数量不变，而溶剂气化速率只取决于在传热速率，即蒸发是传热过程。所以蒸发器也是一种换热器。然而，和一般传热过程相比，蒸发需要注意以下几点：（1）沸点升高：蒸发的物料是溶有不挥发物质的溶液由拉乌尔定律可知，在相同温度下，其蒸发气压较纯溶剂的低，因此在相同压力下，溶液的沸点就高于纯溶剂的沸点。故当加热温度一定时，蒸发溶液时的传热温度差就比蒸发纯溶剂的小，并且溶液的浓度越大，这种影响也越显著。这是蒸发需要
考虑的一个问题。
（2）能量的回收与利用：蒸发时汽化的溶剂量是较大的，需要消耗大量的加热蒸汽。如何充分利用热量，使单位质量的加热蒸汽能除去较多的水分，以及如何提高加热蒸汽的经济程度（例如采用多效蒸发
或其他措施），是蒸发要考虑的另一个问题。
（3）物料的工艺恶特性：蒸发的溶液本身常具有某些特性，例如有些物料在浓缩时可能结垢或析出结晶；
有些热敏物料在高温下易分解变质；有些则具有较大的粘度或较强的腐蚀性等等。如何根据物料的
这些特性和工艺要求选择适宜的蒸发方法和设备，也是蒸发必须考虑的问题。
1—2蒸发操作分类
（1）按操作空格间的压力可分为：常压加压或减压（即真空）蒸发。对于大多数无特殊要求的溶液，常采用常压加压或减压操作均可。但对热敏性料液，如抗生素溶液、果汁等的蒸发，为了保证产品的质量，需要在减压下操作。
（2）按二次蒸汽利用的情况可分为单效和多效多效蒸发。若产生的二次蒸汽不再利用，而直接送冷凝器冷凝除去的蒸发操作，称为单效蒸发。若将二次蒸汽通到下一压力较低的蒸发器作为加热蒸汽，将多个蒸发器串联，使加热蒸汽在蒸发过过程中得到多次利用的蒸发过程称做多效蒸发。
1—3蒸发设备
1.目前常用的间壁传热蒸发器，按溶液在蒸发器中停留的情况，大致可分为循环型和单程型两大类。
（1）循环型蒸发器：中央循环管式蒸发器、悬眶式蒸发器、外热蒸发器、列文式蒸发器。
（2）单程型蒸发器：降膜式蒸发器、升膜式蒸发器、刮板式蒸发器。
2．蒸发辅助设备：除沫器、冷凝器和真空装置。
我们这次设计采用的是三效顺流蒸发法。顺流法其料液和蒸汽成并流。优点：各效间有较大的压差，料液能自动从前效进入后效，因而各效间可省去输料泵；前效的操作温度高于后效，料液从前效进入后效呈过热状态，可以产生自蒸发，在各效间不必设预热器；由于辅助设备少，装置紧凑，管路短，因而温度损失；装质的操作简便，工艺条件稳定，设备维修工作减少。
缺点：由于后效的温度低、浓度大，因而料液的粘度增大，降低了传热系数。因此对于随浓度的增加其粘度增加很大的料液是不宜采取并流的。亦就是说并流操作只适用于粘度不大的料液。
1—4 蒸发流程示意图
第二章 蒸发工艺设计计算
1.水分蒸发量和完成液浓度计算总蒸发量：
㎏
总蒸发量：
n
W
n
W W i
i
=
=
∑
因为并流加热，蒸发中无额外蒸汽引出，可设 2.1:1.1:1::321=W W W
㎏ ㎏ ㎏
001094.125.147965101
.06510=-?=-W F FX 913.0X 2102=--W W F FX 4.003=-=W F FX X
2.各效溶液的沸点和有效总温差
可认为各效压力降相等，则总压力差为：
∑=?+=-=KPa
P
P P K
4819.1018.0400'
1
各效间平均压力差KPa
P 1603
4813
P ===
?∑
由各校的压力差可求得各效蒸发室的压力：KPa P P P i 2401604001'1=-=?-=
KPa P P P i 80160240021'2=?-=?-= K P a P P K 81'
'3-==
根据吉辛科法，（引自《化学工程手册》第20页），△‘=0.0162 常?r
T i
'（△常表示常压下沸点升高） 解得：△′=△1‘+△1"
+△1"′=1.27+1.75+3.1=6.11℃
查《化工工艺设计手册》可知：/10131Kg =ρm 3 /10662Kg
=ρm 3 /12423Kg =ρm 3
由''i Ai i T t -=? 得''i i Ai T t +?= 得1.1391=A t ℃ 5.1182=A t ℃ 4.633=A t ℃ （2）由静压引起的△
″
各效液层的平均压力为：P av =2
'
gL
P
av ρ+
（取液高为1米, 管长2米)
所以，KPa gL
P av 6.3462.
181.9120.13402
P '11av =??+
=+
=ρ
同理P av2=186KPa P av3=26.4KPa
由《化工原理》可查得对应的饱和蒸汽温度为5.138'1=av P T ℃ 9.117'2=a v P T ℃
9.61'3=av P T ℃ 所以7.08.1375.138'1'"11
=-=-=?T T av P ℃ 同理可得：=?"2 1.1℃ 6.1"
3=?℃ ∑=?
4.3"
℃
（3）由流动阻力引起的温度差损失可取经验值1℃，所以∑=?3"'℃
综上：∑=?5.12"'℃
（4）各效料液的温度和有效总温差： 由各校二次蒸汽压力
'
i P 及温度差损失
i
?，即可由下式估算料液的温度
i
i i T t ?+='
318.03.5"'1"1'11=++=?+?+?=?℃ 8.315.14.8"'
2"2'22=++=?+?+?=?℃ ′ ′′′
℃
各效料液温度为
′ ℃ ′ ℃ ′
℃
查得400KPa 下饱和蒸汽温度为151.79℃ 气化潜热为2112.9KJ 所以有效总温差为
′ ℃
3．加热蒸汽消耗量和各效水分蒸发量的初步估算
第一效:
沸点进料 所以 代入数据得
查《化工原理 得 ℃时
水
时，查 传热蒸发与冷凝操作实训
得 水 ㎏
第二效:
第三效:
=
′
+（F ）
]
=
又
联立上面各式解得：==1630.1 D1=1694.9
4．传热系数K的确定（此计算K的方法出自《化工基本过程与设备》）
取加和项热阻为壁热阻，不计蒸汽一方污垢热阻。
+（㎡）选38mm×2.5的无缝钢管，
管
冷凝蒸汽对壁的传热系数（r1：加热蒸汽冷凝
热;：液膜平均温度下冷凝液浓度。：导热系数。：粘度。
液膜平均温度：为蒸汽冷凝温度与壁温的差
膜平均温度
用连续逼近法：
第一次，△t1=1.0℃
第一次逼近：℃
查《化工原理》得水在136.7℃的密度=940.6Kg/m3, =0.685W/(m·K)
（㎡
(q1：单位面积热负
对于稳定传热
（）
荷;：壁上温度降。：溶液温度下降。）
=℃
℃
℃
（）（）
（）（）
检查′W/㎡
㎡′
第二次逼值：
=1.2℃（1.2比1差小于1。可近似计算）
（㎡
t2=11-12459.6×1.2×4.89×104-1.2=2.49℃
（）
′′
第三次逼值：
℃
t2=4.21℃
q1=12049.9 q2=12501.1q1
第二效：℃此时
㎡
℃
℃
=10.3（）=3845.3
‘㎡
‘
㎡
℃
第三效：℃时
㎡
℃
℃
（）（）
（） W㎡
再次逼值：℃℃℃
W㎡
所以K3=1414.4W/(㎡·K)
5.各效有效温差的分配：
℃
㎡
‘
℃
㎡
‘
℃
㎡
S=㎡
重分温差：′℃
′℃
℃6.蒸发器传热面积的计算：
=0.133
x3=1-x1-x2=0.4
t3=61.9℃
‘℃
‘℃
℃
℃
重新分配温差后：
各效热量：
第一效：
‘’‘
第二效：
(FC P0-W1C PW)
′
=
=
=0.933
= 0.8511W1+200.6
第三效：
W3=
=
=0.72W1+508.5-0.09W2
W1+W2+W3=4882.5
解得：W1=1676.6 W2=1627.5 W3=1578 D1=1789.3 相对误差：均在0.05以下。
（4）
‘℃
㎡
‘
㎡
‘
‘℃
㎡
1-
取平均值：S=51.89㎡
计算总结果：
第三章蒸发器主要结构尺寸计
选着悬着中央循环管蒸发器，主要结构尺寸包括：加热室和分离室的直径和高度；加热管与中央循环管的规格、长度及在管板上的排列方式。这些尺寸的确定取解决与工艺计算结果，主要是传热面积。
1.加热管的选择和管数的初步计算
加热器的加热管通常选用㎜，㎜，㎜等几种规格的无缝钢管加热管的长度一般在0.6～2.0 m，管子长度的悬着应根据溶液污垢的难易程度、溶液的起泡性和厂房的高度等因素来考虑。易结垢和易起泡沫的蒸发器宜选用短管。
当加热管的的规格和长度确立后，可由下式初步估算所需的管子数：
‘
（）
式中：S………蒸发器的传热面积，㎡，由前面的工艺计算决定；
d0………加热管外径，m；
L………加热管长度，m
因加热管固定在管板上，考虑管板厚度所占据的传热面积，则计算管数时n‘时的管长应取（L-0.1）m。
选取管径为38×2.5㎜的不锈无缝钢管。
根
则‘
（）
2.循环管的选择
循环管的截面积是根据使循环阻力尽量小的原则来考虑的。中央循环管式蒸发器的循环管截面积可取加热管总截面积的40％～100％。加热管的总截面积可按n’计算。循环管内径以D1表示，则：
（～）
对于加热面积较小的蒸发器，应取较大的百分数。按上式计算出后，应从管子规格中取管径相近的的标准管，只要你和n’相差不大，循环管的规格可以此确定。循环管的管与加热管相同，循环管的表面积不算入加热面积中。
取=0.3m，百分数取60％。
则（）㎜
取D1=406㎜（壁厚从9.0～65㎜）管长取2米
（查《化工过程与设备》冶金工业出版社）
3．加热室直径和加热管数目确定：
加热管的内径取决于加热管和循环管的规格、数目及在管板上的排列方式。 节热管在管板上的排列方式为正三角形 不同加热管尺寸的管心距查表得：
不同加热管尺寸的管心距
加热管外径mm ,d 0 19 25 38 57 管心距mm t,
25
32
48
70
由表可查得管径为 38×2.5㎜的无缝钢管的管心距为：
t=48㎜
（正三角形排列）
估计加热管的内径
()b 21n t D c i '+-=
其中，()0d 1.5~1b ='
取().4412.53381.21.2d b 0=?-?=='
所以()()m m 8.802.441211648b 21n t D c i =?+-?='+-=
壳体内径，mm 400～700 800～1000 1100～1500
1600～200
最小壁厚，mm
8
10
12
14
下面通过估算来确定内径：
循环管外径为406㎜。设循环管中心线上有x 1根管，则 解得x 根，取9根。此时加上外围管，管总直径为422＞420符合要求。 循环管半径为203㎜，设边上有x 2根管，则
解得 ，取5根。此时循环管内占了有 根管。
假设加热管内全部可用来填管，则选950㎜内径时，设中心线上有x 3根管，此时24+48（x 3-1）+38≤950
x 3=195 取19根，r=475㎜
假设边上有x 4根管，48（x 4-1）+38≤475 x 4=10.1，取10根。共有290根管，290-70=210＜
229
根据估算，选用950mm D =作为加热管的内径时，并以此内径和循环管外径作同心圆，在同心圆的环隙中，
按加热管的排列方式和管心距作图。有图可得，当内径为950mm 时，获得管数为210根，小于估算的管数，不满足要求。重选加热管内径为1000㎜。重复上述步骤，得230根管子，大于229根，满足要求，故选内径1000和壁厚52㎜。
查《换热器设计手册》，在管径为38㎜时，取d≥0.7d 0 故管板选厚度为27㎜的板。
4.分离室直径及高度的计算：
确定需要考虑几个原则：
H ：D=1～2; H≥1.8;
在允许的条件下分离室直径应该尽量与加热室相同。 分离室体积的计算式为:
U
3600ρW
V =
其中，U 为蒸发体积强度，一般允许值为()s m /m 1.5 1.1～33?，在此取()s m /m 1.233?。
当H=1.5D 时，算得H 仅为0.98m ，偏小。 所以取H 为1.8m 。则D 为1.0m
5接管尺寸的确定
流体进出口计算
πu 4V d s
=
（1） 溶液进出口管径的确定
㎏ ㎏
由于第一效容液流量最大，取u=0.8m/s
㎜ 查《化工过程及设备》知选择 为 ㎜的规格
（2） 加热管蒸汽进出口与二次蒸气出口的确定
（应取二次蒸汽立体积流量最大的计算）
则
㎜
查《化工过程及设备》知选择 ㎜的规格
（3） 冷凝水出口管径的确定
(应取蒸汽消耗最大者确定)
㎜
查《化工过程及设备》知选择 ㎜的规格
第四章 蒸发装置的辅助设备
1.气液除沫器
根据蒸气流速和各气液体分离器的性能，选择惯性式除沫器作为气液分离器。 其主要尺寸确定为
m m
356D D 10=≈
：：：：
h=0.4～0.5D1
H=D3
D1=356㎜D2=534㎜D3=712㎜h=178㎜选择二次蒸汽流出管：㎜
除雾器：㎜
除雾器外罩：㎜
2.蒸汽冷凝器
（1）冷却水量V
L：
W L=W3=1578㎏/h
查《化工原理课程设计·天大出版社》得蒸汽量x=52.5㎏
所以
(1)由进入冷凝器的二次蒸汽体积流量可得冷凝器直径：
㎜取D=460㎜（3）淋水板：
a.D＜5000时，淋水板取4块
b.淋水板间距-
L n+1=（0.5～0.7）L n
取
c.弓形淋水板高度：
最上面一块′～0.9)D=390㎜
多效蒸发器设计计算
多效蒸发器设计计算 WTD standardization office【WTD 5AB- WTDK 08- WTD 2C】
多效蒸发器设计计算 （一）蒸发器的设计步骤 多效蒸发的计算一般采用迭代计算法 （1）根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸汽压强及冷凝器压强）、蒸发器的形式（升膜蒸发器、降膜蒸发器、强制循环蒸发 器、刮膜蒸发器）、流程和效数。 （2）根据生产经验数据，初步估计各效蒸发量和各效完成液的组成。 （3）根据经验，假设蒸汽通过各效的压强降相等，估算各效溶液沸点和有效总温差。 （4）根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发量和传热量。 （5）根据传热速率方程计算各效的传热面积。若求得的各效传热面积不相等，则应按下面介绍的方法重新分配有效温度差，重复步骤（3）至（5），直到所求得的各效传热面积相等（或满足预先给出的精度要求）为止。（二）蒸发器的计算方法 下面以三效并流加料的蒸发装置为例介绍多效蒸发的计算方法。 1.估值各效蒸发量和完成液组成 总蒸发量（1-1） 在蒸发过程中，总蒸发量为各效蒸发量之和 W = W1 + W2 + … + W n （1-2） 任何一效中料液的组成为 （1-3） 一般情况下，各效蒸发量可按总政发来那个的平均值估算，即
（1-4） 对于并流操作的多效蒸发，因有自蒸发现象，课按如下比例进行估计。例如，三效W1：W2：W3=1：： （1-5） 以上各式中 W — 总蒸发量，kg/h ； W 1，W 2 ，… ，W n — 各效的蒸发量，kg/h ； F — 原料液流量，kg/h ； x 0, x 1,…, x n — 原料液及各效完成液的组成，质量分数。 2.估值各效溶液沸点及有效总温度差 欲求各效沸点温度，需假定压强，一般加热蒸汽压强和冷凝器中的压强（或末效压强）是给定的，其他各效压强可按各效间蒸汽压强降相等的假设来确定。即 （1-6） 式中 — 各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差，Pa ； — 第一效加热蒸汽的压强，Pa ； — 末效冷凝器中的二次蒸汽的压强，Pa 。 多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算： （1-7） 式中 — 有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃； — 第一效加热蒸汽的温度，℃； — 冷凝器操作压强下二次蒸汽的饱和温度，℃； — 总的温度差损失，为各效温度差损失之和，℃。 （1-8） 式中 — 由于溶液的蒸汽压下降而引起的温度差损失，℃； p ?1p k p '∑∑?-'-=?)(1k T T t ∑?t 1T k T '∑?∑∑∑∑?'''+?''+?'=??'
多效蒸发器设计计算
多效蒸发器设计计算 （一） 蒸发器的设计步骤 多效蒸发的计算一般采用迭代计算法 （1） 根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸汽压强及冷凝 器压强）、蒸发器的形式（升膜蒸发器、降膜蒸发器、强制循环蒸发器、刮膜蒸发器）、流程和效数。 （2） 根据生产经验数据，初步估计各效蒸发量和各效完成液的组成。 （3） 根据经验，假设蒸汽通过各效的压强降相等，估算各效溶液沸点和有效总温 差。 （4） 根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发量和传热量。 （5） 根据传热速率方程计算各效的传热面积。若求得的各效传热面积不相等，则 应按下面介绍的方法重新分配有效温度差，重复步骤（3）至（5），直到所求得的各效传热面积相等（或满足预先给出的精度要求）为止。 （二） 蒸发器的计算方法 下面以三效并流加料的蒸发装置为例介绍多效蒸发的计算方法。 1.估值各效蒸发量和完成液组成 总蒸发量 （1-1） 在蒸发过程中，总蒸发量为各效蒸发量之和 W = W 1 + W 2 + … + W n （1-2） 任何一效中料液的组成为 （1-3） 一般情况下，各效蒸发量可按总政发来那个的平均值估算，即 （1-4） 对于并流操作的多效蒸发，因有自蒸发现象，课按如下比例进行估计。例如，三效W1：W2：W3=1：1.1：1.2 （1-5） 以上各式中 W — 总蒸发量，kg/h ； W 1，W 2 ，… ，W n — 各效的蒸发量，kg/h ； F — 原料液流量，kg/h ； x 0, x 1,…, x n — 原料液及各效完成液的组成，质量分数。 2.估值各效溶液沸点及有效总温度差 欲求各效沸点温度，需假定压强，一般加热蒸汽压强和冷凝器中的压强（或末效压强）是给定的，其他各效压强可按各效间蒸汽压强降相等的假设来确定。即 （1-6） 式中 — 各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差，Pa ； — 第一效加热蒸汽的压强，Pa ； — 末效冷凝器中的二次蒸汽的压强，Pa 。 多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算： （1-7） 式中 — 有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃； — 第一效加热蒸汽的温度，℃； — 冷凝器操作压强下二次蒸汽的饱和温度，℃； — 总的温度差损失，为各效温度差损失之和，℃。 p ?1p k p '∑∑? -'-=?)(1k T T t ∑?t 1T k T '∑?
水处理必备基础知识
50条水处理必备基础知识 1、什么是水体自净？ 水体自净：受污染的河流经过物理、化学、生物等方面的作用，使污染物浓度降低或转化，水体恢复到原有的状态，或者从最初的超过水质标准降低到等于水质标准。 2、污水处理的基本方法有哪些？ 污水处理的基本方法：就是采用各种手段和技术，将污水中的污染物质分离去除，回收利用，或将其转化为无害物质，使污水得到净化。一般分为给水处理和污水处理。 3、现在污水处理技术有哪些？ 现代污水处理技术，按作用原理可分为物理处理法，化学处理法，生物处理法。 4、五个水的测量指标 生化需氧量（BOD）：是指在有氧的条件下，由于微生物的作用，降解有机物所需的氧量。是表示污水被有机物污染的综合指标。 理论需氧量（thOD）：水中某一种有机物的理论需氧量。通常是指将有机物中的碳元素和氢元素完全氧化为二氧化碳和水所需氧量的理论值(即按完全氧化反应式计算出的需氧量)。 总需氧量（TOD）：是指水中能被氧化的物质，主要是有机物质在燃烧中变成稳定的氧化物时所需要的氧量，结果以O2的mg/L表示。 化学需氧量（COD）：是以化学方法测量水样中需要被氧化的还原性物质的量。废水、废水处理厂出水和受污染的水中，能被强氧化剂氧化的物质（一般为有机物）的氧当量。 总有机碳（TOC）: 是指水体中溶解性和悬浮性有机物含碳的总量。 5、什么情况采用生化法处理？ 一般认为BOD/COD值大于0.3的污水才适于采用生化法处理。 6、生活饮用水的卫生标准是什么？ 生活饮用水卫生标准的物理指标：色，浑浊度，臭和味。 7、什么是水体富营养化？ 水体富营养化是发生在淡水中，由水体中氮、磷、钾含量过高导致藻类突然性过度增殖的一种自然现象。
管壳式换热器的设计和选用的计算步骤
管壳式换热器的设计和选用的计算步骤 设有流量为m h的热流体，需从温度T1冷却至T2，可用的冷却介质入口温度t1，出口温度选定为t2。由此已知条件可算出换热器的热流量Q和逆流操作的平均推动力 。根据传热速率基本方程： 当Q和已知时，要求取传热面积A必须知K和则是由传热面积A的大小和换热器 结构决定的。可见，在冷、热流体的流量及进、出口温度皆已知的条件下，选用或设计换热器必须通过试差计算，按以下步骤进行。 初选换热器的规格尺寸 初步选定换热器的流动方式，保证温差修正系数大于0.8，否则应改变流动方式，重 新计算。计算热流量Q及平均传热温差△t m，根据经验估计总传热系数K估，初估传热面积A 选取管程适宜流速，估算管程数，并根据A估的数值，确定换热管直径、长度及排列。 计算管、壳程阻力在选择管程流体与壳程流体以及初步确定了换热器主要尺寸的基础上，就可以计算管、壳程流速和阻力，看是否合理。或者先选定流速以确定管程数N P和折流板间距B再计算压力降是否合理。这时N P与B是可以调整的参数，如仍不能满足要求，可另选壳径再进行计算，直到合理为止。 核算总传热系数 分别计算管、壳程表面传热系数，确定污垢热阻，求出总传系数K计，并与估算时所取用的传热系数K估进行比较。如果相差较多，应重新估算。 计算传热面积并求裕度 根据计算的K计值、热流量Q及平均温度差△t m，由总传热速率方程计算传热面积A0，一般应使所选用或设计的实际传热面积A P大于A020%左右为宜。即裕度为20%左右，裕度的计算式为： 某有机合成厂的乙醇车间在节能改造中，为回收系统内第一萃取塔釜液的热量，用其釜液将原料液从95℃预热至128℃，原料液及釜液均为乙醇，水溶液，其操作条件列表如下： 表4-18设计条件数据
蒸发量计算的基础知识
冷却塔蒸发量计算的基础知识 总冷却循环水量的蒸发量=E + C ☆基础热力学☆基础空气调节学 E＝72 × Q × ( X1 – X2)＝L ×△t ／600 E : 蒸发量kg/h Q : 风量CMM X1 : 入口空气的绝对湿度kg/kg (absolute humidity) X2 : 出口空气的绝对湿度kg/kg (absolute humidity) △t : 冷却水出入口的温度差℃ L : 循环水量kg/h §局部蒸发量C 这是由冷却水塔本身结构上所引起。当冷却循环水的压力＜相同条件下水的蒸发压力，冷却循环水的系统会有闪烁(flash)发生，造成局部蒸发现象(cavitation)，这种蒸发量通常仅为冷却循环水量的0.1%以下。在计算局部蒸发量C 时，我们均假设局部蒸发量 C 占全部冷却循环水量的0.1%。 凉水塔补水=蒸发量+排污量+飘散损失+泄漏一般凉水塔内水份的蒸发量不大,约为进水量的1～2.5%. 1、蒸发量计算的基础知识 总冷却循环水量的蒸发量=E + C ☆基础热力学☆基础空气调节学 E＝72 × Q × ( X1 – X2)＝L ×△t ／600 E : 蒸发量kg/h Q : 风量CMM X1 : 入口空气的绝对湿度kg/kg (absolute humidity) X2 : 出口空气的绝对湿度kg/kg (absolute humidity) △t : 冷却水出入口的温度差℃ L : 循环水量kg/h §局部蒸发量C 这是由冷却水塔本身结构上所引起。当冷却循环水的压力＜相同条件下水的蒸发压力，冷却循环水的系统会有闪烁(flash)发生，造成局部蒸发现象(cavitation)，这种蒸发量通常仅为冷却循环水量的0.1%以下。在计算局部蒸发量C 时，我们均假设局部蒸发量 C 占全部冷却循环水量的0.1%。
多效蒸发器设计计算
多效蒸发器设计计算 （一） 蒸发器的设计步骤 多效蒸发的计算一般采用迭代计算法 （1） 根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸汽压强 及冷凝器压强）、蒸发器的形式（升膜蒸发器、降膜蒸发器、强制循环 蒸发器、刮膜蒸发器）、流程和效数。 （2） 根据生产经验数据，初步估计各效蒸发量和各效完成液的组成。 （3） 根据经验，假设蒸汽通过各效的压强降相等，估算各效溶液沸点和有 效总温差。 （4） 根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发量和传热量。 （5） 根据传热速率方程计算各效的传热面积。若求得的各效传热面积不相 等，则应按下面介绍的方法重新分配有效温度差，重复步骤（3）至（5）， 直到所求得的各效传热面积相等（或满足预先给出的精度要求）为止。 （二） 蒸发器的计算方法 下面以三效并流加料的蒸发装置为例介绍多效蒸发的计算方法。 1.估值各效蒸发量和完成液组成 总蒸发量 （1-1） 在蒸发过程中，总蒸发量为各效蒸发量之和 W = W 1 + W 2 + … + W n （1-2） 任何一效中料液的组成为 （1-3） 一般情况下，各效蒸发量可按总政发来那个的平均值估算，即 （1-4） )110x x F W -=（n W W i =i i W W W F Fx x ---=210
对于并流操作的多效蒸发，因有自蒸发现象，课按如下比例进行估计。例如，三效W1：W2：W3=1：： （1-5） 以上各式中 W — 总蒸发量，kg/h ； W 1，W 2 ，… ，W n — 各效的蒸发量，kg/h ； F — 原料液流量，kg/h ； x 0, x 1,…, x n — 原料液及各效完成液的组成，质量分数。 2.估值各效溶液沸点及有效总温度差 欲求各效沸点温度，需假定压强，一般加热蒸汽压强和冷凝器中的压强（或末效压强）是给定的，其他各效压强可按各效间蒸汽压强降相等的假设来确定。即 （1-6） 式中 — 各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差，Pa ； — 第一效加热蒸汽的压强，Pa ； — 末效冷凝器中的二次蒸汽的压强，Pa 。 多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算： （1-7） 式中 — 有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃； — 第一效加热蒸汽的温度，℃； — 冷凝器操作压强下二次蒸汽的饱和温度，℃； — 总的温度差损失，为各效温度差损失之和，℃。 （1-8） 式中 — 由于溶液的蒸汽压下降而引起的温度差损失，℃； — 由于蒸发器中溶液的静压强而引起的温度差损失，℃； — 由于管路流体阻力产生压强降而引起的温度差损失，℃。 n p p p k '-=?1p ?1p k p '∑∑?-'-=?)(1k T T t ∑?t 1T k T '∑?∑∑∑∑?'''+?''+?'=??'?''?'''
水利基础知识
一、单项选择题 1 按某一年价格水平计算的水利工程建造期投入的资金称为。 A 静态投资 B 动态投资 C 水利工程投资 D 建设项目总投资 2 目前，国家规定水利建设项目固定资产投资方向调节税为。 A 0% B 5% C 10% D 15% 3 是维持项目正常运行所需的周转资金 A 流动资金 B 固定资金 C 营运资金 D 货币资金 4*企业在一定时期内为生产、销售产品和提供服务所花费的全部成本和费用成为。 A 总费用 B 总成本 C 总成本费用 D 固定成本 5 年运行费又称。 A 经营成本 B 制造成本 C 建设成本 D 流动资金 6 我国水利工程供水价格，是指供水经营者通过拦、蓄、引、提等水利工程设施销售给用户的价格。 A 水资源 B 天然水 C 自来水 D 淡水 7 同一供水区域内工程状况、地理环境和水资源条件相近的水利工程，供水价格按区域统一核定。供水区域的具体范围由确定 A 省级水行政主管部门商价格主管部门 B 省级物价管理部门 C 流域水行政主管部门 D 流域物价管理部门 8 农业用水价格按补偿供水生产成本、费用的原则核定，。 A 只计利润不计税金 B 按供水净资产计提利润 C 不计利润和税金 D 只计税金不计利润 9 使用供水工程供应的水，应当按照按规定向缴纳水费。 A 水行政主管部门 B 有管辖权的人民政府 C 供水单位 D 环境保护部门 10 目前许多国家都试图通过手段，实行水资源有偿使用和转让制度，以优化配置水资源，提高水资源的利用效率，满足经济社会发展对水的要求。 三、填空题 1 商品价值的货币表现就是价格 2 水利工程投资包括主题工程投资和配套工程投资 3 水利工程建设项目总成本费用中不随产品产量 增减而变动的那部分费用，成为固定成本。 4 国家实行水资源有偿使用制度，对直接从地下或 江河湖泊取水的单位依法征收水资源费。5*《水利工程供水价格管理办法》规定，我国水利工程供水应逐步推行基本水价和计量水价相结合的两部制水价。 第四节模拟试题 一、单项选择 1 电导率可以间接表示出水中的。 A 溶解盐含量 B 盐含量 C 悬浮物浓度 D 酸碱性 2 湖泊水质区别于河水水质和地下水水质的最显 著差异是。 A 时间差异 B 季节差异 C 平面差异 D 垂直差异 3 行业用水定额规定的是取水量审批的 重要依据。 A 用水量 B 排水量 C 消耗量 D 排污量 4 陆地上普遍存在的淡水水体分别是地表水、地下 水、。 A 降水 B 海水 C 土壤水 D 矿泉水 5 水资源。 A 是指淡水资源，不包括海水、苦咸水等 B 可以再生，是无限的 C 是指地表水，不包括地下水 D 是指地下水 6 地表水资源数量是指河流、湖泊、冰川等水体的 地表水量。 A 以多年平均降水量表示 B 以上游来水径流量表示 C 以出口断面径流量表示 D 以河川径流量表示 7 地下水资源数量应当按照不同的 单元分别进行计算。 A水文地质B地形地貌C工程地质D行政区域 8 水资源调查评价。 A 是与水资源规划并行的工作 B 即为水资源数量调查评价 C 即为水资源开发利用及其影响评价 D 包括水资源数量调查评价、质量调查评价以及水资源开发利用及其影响评价 9 我国目前试行的水功能区划有类水功能一级 区。 A 7 B 2 C 11 D 4 10我国目前试行的水功能区划有类水功能二级区。 A 7 B 2 C 11 D 4 11 负责组织全国水功能区的划分，并制订
_水文学基础知识
水文学基础知识 水文学基础知识 一、概念一、概念 1、水文学概念 水文 shuǐ wén 英文:Hydrology 1.水的波纹。亦指如波纹的图形。 2.自然界中水的各种变化和运动的现象。 3.水文，指研究自然界水的时空分布、变化规律的一门边缘学科。“文”作自 然界的现象讲，如“天文”。 水文是水利、水电及一切与水资源有关的国民经济和社会发展所必需的前期工 作的基础，是水利建设的尖兵、防汛抗旱的耳目、水资源管理与保护的哨兵、资源 水利的基石，是一项必须适当超前发展的社会公益性事业。水文学:研究水存在于地球上的大气层中和地球表面以及地壳内的各种现象的发生和发展规律及其内在联 系的学科。包括水体的形成、循环和分布，水体的化学成分，生物、物理性质以及 它们对环境的效应等。 水文学:广义地说就是研究地球与水的科学，包括它的性质、现象和分布，其 核心是水循环。水文学，广义地按地球圈层情况可分为水文气象学、地表水文学 和地下水文学三种。按地球表面分布情况，又可分为海洋水文学和陆地水文学。 陆地水文学:主要研究存在于大陆表面上的各种水体及其水文现象的形成过程 与运动变化规律。按研究水体的不同又可分为:?河川水文学;?湖泊(包括水库)水文学;?沼泽水文学;?冰川水文学;?河口水文学。 2、水文循环
水文循环:地球上或某一区域内，在太阳辐射和重力作用下，水分通过蒸发、 水汽输送、降水、入渗、径流等过程不断变化、迁移的现象。 大循环:从海洋蒸发的水汽，被气流带到大陆上空，遇冷凝结而形成降水，降 水至地面后，一部分蒸发直接返回空中，其余都经地面和地下注入海洋，这种海陆 间的水分交换过程称大循环或外循环。 小循环:陆地上的水经蒸发、凝结作用又降落到陆地上，或海洋面上蒸发的水 汽在空中凝结后，又以降水形式降落在海洋中，这种局部的水文循环称小循环或内 循环。前者又可称内陆小循环，后者称海洋小循环。由陆面蒸发而引起的内陆小循环，对内陆地区的降水有重要作用。因内陆地区距离海洋很远，从海洋直接输送到 内陆的水汽不多，需要通过内陆局部地区的水文循环运动，使水汽不断地向内陆输送，这是内陆地区的主要水汽来源。由于水在向内陆输送过程中，沿途会逐步损 耗，故内陆距离海洋越远，输送的水汽量越少，降水越小，沿海地区一般雨量充 沛，而内陆地区则雨量稀少，气候干燥，就是这个原因。 3、水文现象的基本特点 ? 时程变化上的周期性与随机性 ?周期性由于地球的自转和公转，昼夜、四季、海陆分布，以及一定的大气环境，季区区域等，使水文现象在时程变化上形成一定的周期性。 ?随机性因为影响水文现象的因素众多，各因素本身在时间上不断地发生变 化，所以受其控制的水文现象也处于不断变化之中，它们在时程上和数量上的变化 过程，伴随周期性出现的同时，也存在着不重复性的特点，这就是所谓随机性。 ? 地区上的相似性与特殊性 ?相似性有些流域所处的地理位置(纬度或离海洋远近等)相似，气候与地理条件相似，因而所产生的水文现象在一定程度上有一定的相似性，即具有所谓地带 性。
蒸发量计算
玻璃钢冷却塔技术手册之二（玻璃钢冷却塔性能参数） 发布者：admin 发布时间：2010-10-31 10:30:26 二、 玻璃钢冷却塔性能参数 2．1 冷却效能 部分人有一个错误的概念，就是以冷幅作为玻璃钢冷却塔效能的标准，并以着来选择合适的散热量，其实冷幅是冷却水塔运作的反映与效能是没有直接之关系。 热量是循环系统内所产生的负荷，它的单位为千卡/小时（Kcal/HR）计算公式如下： 热量=循环水流量×冷幅×比热系数 热量负荷和玻璃钢冷却塔的效能是没有直接关系，所以无论玻璃钢冷却塔的体积大小，当热量负荷和循环水流量不变而运作下，在理论上冷幅都是固定的。 若一座玻璃钢冷却塔能适合以下之条件而运作： i）出水温度为32℃及37℃ ii）循环水流量为 200L/S iii）环境湿球温度为 27℃ iv）逼近=32-27=5℃ v）冷幅=37-32=5℃ 计算其热量应为3600000Kcal/HR 此玻璃钢冷却塔也能适合以下之条件有效地运作： i）出水温度为33℃及43℃ ii）循环水流量为 200L/S iii）环境湿球温度为 23℃ iv）逼近=33-23=10℃ v）冷幅=43-33=10℃ 计算其热量应为7200000Kcal/HR
从上述举例可显示出相同玻璃钢冷却塔可在不同热量下运作，而热量的差别示极大，所以不能单靠冷幅来衡量玻璃钢冷却塔的效能。 前文提及玻璃钢冷却塔的散热量直接受环境湿球温度影响，而以上两列因环境湿球温度有差别，导致逼近不同，所以同一冷却水塔能在以上两条件下运作如常，证明玻璃钢冷却塔的效能是直接与逼近有密切关系而不能单以冷幅计算。 2．2 蒸发耗损量 当冷却回水和空气接触而产生作用，把其水温降时，部分水蒸发会引起冷却回水之损耗，而其损耗量和入塔空气的湿球温度及流量有关，以数学表达式作如下说明： 令：进水温度为 T1℃，出水温度为T2℃，湿球温度为Tw，则 *：R=T1-T2 （℃）------------（1） 式中：R：冷却水的温度差，对单位水量即是冷却的热负荷或制冷量Kcal/h 对式（1）可推论出水蒸发量的估算公式 *：E=（R/600）×100% ------------ （2） 式中：E----当温度下降R℃时的蒸发量，以总循环水量的百分比表示%，600-----考虑了各种散热因素之后确定之常数。 如：R=37-32=5℃ 则E=｛（5×100）/600｝=0.83%总水量 或e=0.167%/1℃，即温差为1℃时的水蒸发量 *：A=T2-T1 ℃ ---------- （3） 式中：A-----逼近度，即出水温度（T2）逼近湿球温度的程度℃，按热交换器设计时冷端温度差取值的惯例，宜取A≥3℃（CTI推进A≥5 oF即2.78℃）A<不是做不到，而是不合理和不经济。 2．3 漂水耗损量 漂水耗损量的大小是和玻璃钢冷却塔（是否取用隔水设施），风扇性能（包括风量、风机及风扇叶角度的调整以及它们之间的配合等），水泵的匹配以及水塔的安装质量等因素有关，通常它的耗损量是很少的，大约在冷却器水总流量的0.2%以下。 2．4 放空耗损量 由于冷却回水不断的蒸发而令其变化（使水质凝结）这凝结了的冷却回水能使整个循环系统内产生腐蚀作用及导致藻类生长，所以部分的冷却回水要定期排出，以便补充更新，而这
多效蒸发器设计计算
多效蒸发器设计计算 Prepared on 22 November 2020
多效蒸发器设计计算（一）蒸发器的设计步骤 多效蒸发的计算一般采用迭代计算法 （1）根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸汽压强及冷凝器压强）、蒸发器的形式（升膜蒸发器、降膜蒸发器、强制循环蒸发器、刮 膜蒸发器）、流程和效数。 （2）根据生产经验数据，初步估计各效蒸发量和各效完成液的组成。 （3）根据经验，假设蒸汽通过各效的压强降相等，估算各效溶液沸点和有效总温差。 （4）根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发量和传热量。 （5）根据传热速率方程计算各效的传热面积。若求得的各效传热面积不相等，则应按下面介绍的方法重新分配有效温度差，重复步骤（3）至（5），直到所 求得的各效传热面积相等（或满足预先给出的精度要求）为止。 （二）蒸发器的计算方法 下面以三效并流加料的蒸发装置为例介绍多效蒸发的计算方法。 1.估值各效蒸发量和完成液组成 总蒸发量（1-1） 在蒸发过程中，总蒸发量为各效蒸发量之和 W = W1 + W2 + … + W n （1-2） 任何一效中料液的组成为 （1-3） 一般情况下，各效蒸发量可按总政发来那个的平均值估算，即
（1-4） 对于并流操作的多效蒸发，因有自蒸发现象，课按如下比例进行估计。例如，三效W1：W2：W3=1：： （1-5） 以上各式中 W — 总蒸发量，kg/h ； W 1，W 2 ，… ，W n — 各效的蒸发量，kg/h ； F — 原料液流量，kg/h ； x 0, x 1,…, x n — 原料液及各效完成液的组成，质量分数。 2.估值各效溶液沸点及有效总温度差 欲求各效沸点温度，需假定压强，一般加热蒸汽压强和冷凝器中的压强（或末效压强）是给定的，其他各效压强可按各效间蒸汽压强降相等的假设来确定。即 （1-6） 式中 — 各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差，Pa ； — 第一效加热蒸汽的压强，Pa ； — 末效冷凝器中的二次蒸汽的压强，Pa 。 多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算： （1-7） 式中 — 有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃； — 第一效加热蒸汽的温度，℃； — 冷凝器操作压强下二次蒸汽的饱和温度，℃； — 总的温度差损失，为各效温度差损失之和，℃。 （1-8） 式中 — 由于溶液的蒸汽压下降而引起的温度差损失，℃； p ?1p k p '∑∑?-'-=?)(1k T T t ∑?t 1T k T '∑?∑∑∑∑?'''+?''+?'=??'
2.降水、蒸发、径流基本知识解析
降水 大气中的液态或固态水，在重力作用下，克服空气阻力，从空中降落到地面的现象称为降水。降水的主要形式是降雨和降雪，前者为液态降水，后者为固态降水，其他的降水形式还有露、霜、雹等。凡日降水量达到和超过50mm的降水称为暴雨。暴雨又分为暴雨、大暴雨和特大暴雨三个等级。 小雨：12小时内降水量为0.1-4.9mm或24小时内降水量为0.1-9.9mm降雨。 中雨：12小时内降水量5.0～14.9mm或24小时内降水量10.0～24.9mm的降雨过程。 大雨：12小时内降水量15.0～29.9mm或24小时内降水量25.0～49.9mm的降雨过程。 暴雨：12小时内降水量30.0～69.9mm或24小时内降水量50.0～99.9mm的降雨过程。 大暴雨：12小时内降水量70.0～139.9mm或24小时内降水量100.0～249.9mm的降雨过程。 特大暴雨：12小时内降水量大于等于140.0mm或24小时内降水量大于等于250.0mm的降雨过程。 小雪：12小时内降雪量小于1.0mm(折合为融化后的雨水量，下同)或24小时内降雪量小于2.5mm的降雪过程。
中雪：12小时内降雪量1.0～3.0mm或24小时内降雪量2.5～5.0mm或积雪深度达3CM的降雪过程。 大雪：12小时内降雪量3.0～6.0mm或24小时内降雪量5.0～10.0mm或积雪深度达5CM的降雪过程。 暴雪：12小时内降雪量大于6.0mm或24小时内降雪量大于10.0mm或积雪深度达8CM的降雪过程。 一、降水要素 降水是水文循环的重要环节。在水文学中一般只讨论降水时空分布的表示方法和降水资料的整理及应用。描述降水的基本物理量（即降水的基本要素）介绍如下： （1）降水量（深）。降水量的概念是时段内（从某一时刻到其后的另一时刻）降落到地面上一定面积上的降水总量。按此定义，降水量应由体积度量，基本单位为m3。但传统上总是用单位面积的降水量即平均降水深（或降水深）度量降水量，单位多以mm计，量纲是长度。降水量一般用专门的雨量计测出降水的毫米数，如果仪器承接的是雪、雹等固态形式的降水，则一般将其溶化成水再进行测量，也用毫米数记录。但在进行水资源评价等考虑总水量时多用体积度量降水量。 降水多发生在大的面积上，但仪器观测的点位相对面积很微小，常作为几何的点看待，因此又有“面降水量”和“点降
标准系列化管壳式换热器的设计计算步骤(精)
标准系列化管壳式换热器的设计计算步骤 （1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能 （2）计算传热量，并确定第二种流体的流量 （3）确定流体进入的空间 （4）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据 （5）计算有效平均温度差，一般先按逆流计算，然后再校核 （6）选取经验传热系数 （7）计算传热面积 （8）查换热器标准系列，获取其基本参数 （9）校核传热系数，包括管程、壳程对流给热系数的计算。假如核算的K与原选的经验值相差不大，就不再进行校核。若相差较大，则需重复（6）以下步骤 （10）校核有效平均温度差 （11）校核传热面积 （12）计算流体流动阻力。若阻力超过允许值，则需调整设计。 非标准系列化列管式换热器的设计计算步骤 （1）了解换热流体的物理化学性质和腐蚀性能 （2）计算传热量，并确定第二种流体的流量 （3）确定流体进入的空间 （4）计算流体的定性温度，确定流体的物性数据 （5）计算有效平均温度差，一般先按逆流计算，然后再校核 （6）选取管径和管内流速 （7）计算传热系数，包括管程和壳程的对流传热系数，由于壳程对流传热系数与壳径、管束等结构有关，因此，一般先假定一个壳程传热系数，以计算K，然后再校核 （8）初估传热面积，考虑安全因素和初估性质，常采用实际传热面积为计算传热面积值的1.15~1.25倍（9）选取管长 （10）计算管数 （11）校核管内流速，确定管程数 （12）画出排管图，确定壳径和壳程挡板形式及数量等 （13）校核壳程对流传热系数 （14）校核平均温度差 （15）校核传热面积 （16）计算流体流动阻力。若阻力超过允许值，则需调整设计。 甲苯立式管壳式冷凝器的设计（标准系列） 一、设计任务 1.处理能力： 2.376×104t/a正戊烷； 2.设备形式：立式列管式冷凝器。 二、操作条件 1.正戊烷：冷凝温度51.7℃，冷凝液于饱和温度下离开冷凝器； 2.冷却介质：为井水，流量70000kg/h，入口温度32℃； 3.允许压降：不大于105Pa； 4.每天按330天，每天按24小时连续运行。 三、设计要求 选择适宜的列管式换热器并进行核算。 附：正戊烷立式管壳式冷却器的设计——工艺计算书（标准系列）
多效蒸发器设计计算
多效蒸发器设计计算 Company Document number：WUUT-WUUY-WBBGB-BWYTT-1982GT
多效蒸发器设计计算（一）蒸发器的设计步骤 多效蒸发的计算一般采用迭代计算法 （1）根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸汽压强及冷凝器压强）、蒸发器的形式（升膜蒸发器、降膜蒸发器、强制循环蒸发器、刮 膜蒸发器）、流程和效数。 （2）根据生产经验数据，初步估计各效蒸发量和各效完成液的组成。 （3）根据经验，假设蒸汽通过各效的压强降相等，估算各效溶液沸点和有效总温差。 （4）根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发量和传热量。 （5）根据传热速率方程计算各效的传热面积。若求得的各效传热面积不相等，则应按下面介绍的方法重新分配有效温度差，重复步骤（3）至（5），直到所 求得的各效传热面积相等（或满足预先给出的精度要求）为止。 （二）蒸发器的计算方法 下面以三效并流加料的蒸发装置为例介绍多效蒸发的计算方法。 1.估值各效蒸发量和完成液组成 总蒸发量（1-1） 在蒸发过程中，总蒸发量为各效蒸发量之和 W = W1 + W2 + … + W n （1-2） 任何一效中料液的组成为 （1-3） 一般情况下，各效蒸发量可按总政发来那个的平均值估算，即
（1-4） 对于并流操作的多效蒸发，因有自蒸发现象，课按如下比例进行估计。例如，三效W1：W2：W3=1：： （1-5） 以上各式中 W — 总蒸发量，kg/h ； W 1，W 2 ，… ，W n — 各效的蒸发量，kg/h ； F — 原料液流量，kg/h ； x 0, x 1,…, x n — 原料液及各效完成液的组成，质量分数。 2.估值各效溶液沸点及有效总温度差 欲求各效沸点温度，需假定压强，一般加热蒸汽压强和冷凝器中的压强（或末效压强）是给定的，其他各效压强可按各效间蒸汽压强降相等的假设来确定。即 （1-6） 式中 — 各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差，Pa ； — 第一效加热蒸汽的压强，Pa ； — 末效冷凝器中的二次蒸汽的压强，Pa 。 多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算： （1-7） 式中 — 有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃； — 第一效加热蒸汽的温度，℃； — 冷凝器操作压强下二次蒸汽的饱和温度，℃； — 总的温度差损失，为各效温度差损失之和，℃。 （1-8） 式中 — 由于溶液的蒸汽压下降而引起的温度差损失，℃； p ?1p k p '∑∑?-'-=?)(1k T T t ∑?t 1T k T '∑?∑∑∑∑?'''+?''+?'=??'
水文学基础知识
水文学基础知识 一、概念 1、水文学概念 水文 shuǐ wén 英文：Hydrology 1.水的波纹。亦指如波纹的图形。 2.自然界中水的各种变化和运动的现象。 3.水文，指研究自然界水的时空分布、变化规律的一门边缘学科。“文”作自然界的现象讲，如“天文”。水文是水利、水电及一切与水资源有关的国民经济和社会发展所必需的前期工作的基础，是水利建设的尖兵、防汛抗旱的耳目、水资源管理与保护的哨兵、资源水利的基石，是一项必须适当超前发展的社会公益性事业。水文学：研究水存在于地球上的大气层中和地球表面以及地壳内的各种现象的发生和发展规律及其内在联系的学科。包括水体的形成、循环和分布，水体的化学成分，生物、物理性质以及它们对环境的效应等。 水文学：广义地说就是研究地球与水的科学，包括它的性质、现象和分布，其核心是水循环。 水文学，广义地按地球圈层情况可分为水文气象学、地表水文学和地下水文学三种。按地球表面分布情况，又可分为海洋水文学和陆地水文学。 陆地水文学：主要研究存在于大陆表面上的各种水体及其水文现象的形成过程与运动变化规律。按研究水体的不同又可分为： ①河川水文学；②湖泊（包括水库）水文学；③沼泽水文学；④冰川水文学；⑤河口水文学。 2、水文循环 水文循环：地球上或某一区域内，在太阳辐射和重力作用下，水分通过蒸发、水汽输送、降水、入渗、径流等过程不断变化、迁移的现象。 大循环：从海洋蒸发的水汽，被气流带到大陆上空，遇冷凝结而形成降水，降水至地面后，一部分蒸发直接返回空中，其余都经地面和地下注入海洋，这种海陆间的水分交换过程称大循环或外循环。 小循环：陆地上的水经蒸发、凝结作用又降落到陆地上，或海洋面上蒸发的水汽在空中凝结后，又以降水形式降落在海洋中，这种局部的水文循环称小循环或内循环。前者又可称内陆小循环，后者称海洋小循环。由陆面蒸发而引起的内陆小循环，对内陆地区的降水有重要作用。因内陆地区距离海洋很远，从海洋直接输送到内陆的水汽不多，需要通过内陆局部地区的水文循环运动，使水汽不断地向内陆输送，这是内陆地区的主要水汽来源。由于水在向内陆输送过程中，沿途会逐步损耗，故内陆距离海洋越远，输送的水汽量越少，降水越小，沿海地区一般雨量充沛，而内陆地区则雨量稀少，气候干燥，就是这个原因。 3、水文现象的基本特点 ⑴时程变化上的周期性与随机性 ①周期性由于地球的自转和公转，昼夜、四季、海陆分布，以及一定的大气环境，季区区域等，使水文现象在时程变化上形成一定的周期性。 ②随机性因为影响水文现象的因素众多，各因素本身在时间上不断地发生变化，所以受其控制的水文现象也处于不断变化之中，它们在时程上和数量上的变化过程，伴随周期性出现的同时，也存在着不重复性的特点，这就是所谓随机性。
管壳式换热器传热计算示例(终)-用于合并
管壳式换热器传热设计说明书 设计一列管试换热器，主要完成冷却水——过冷水的热量交换设计压力为管程（表压），壳程压力为（表压），壳程冷却水进,出口温度分别为20℃和50℃，管程过冷水进，出口温度分别为90℃和65℃管程冷水的流量为80t/h。 2、设计计算过程： （1）热力计算 1)原始数据： 过冷却水进口温度t1′=145℃； 过冷却水出口温度t1〞=45℃； 过冷却水工作压力P1=（表压） 冷水流量G1=80000kg/h； 冷却水进口温度t2′=20℃； 冷却水出口温度t2〞=50℃； 冷却水工作压力P2= Mp a（表压）。改为冷却水工作压力P2= Mp 2)定性温度及物性参数： 冷却水的定性温度t2=( t1′+ t1〞)/2=(20+50)/2=35℃； 冷却水的密度查物性表得ρ2= kg/m3； 冷却水的比热查物性表得C p2= kJ/kg.℃ 冷却水的导热系数查物性表得λ2= W/m.℃ 冷却水的粘度μ2=×10－6 Pa·s； 冷却水的普朗特数查物性表得P r2=； 过冷水的定性温度℃； 过冷水的密度查物性表得ρ1=976 kg/m3； 过冷水的比热查物性表得C p1=kg.℃； 过冷水的导热系数查物性表得λ1=m.℃； 过冷水的普朗特数查物性表得P r2； 过冷水的粘度μ1=×10－6 Pa·s。 过冷水的工作压力P1= Mp a（表压） 3)传热量与水热流量 取定换热器热效率为η=； 设计传热量： 过冷却水流量： ； 4)有效平均温差 逆流平均温差：
根据式（3-20）计算参数p、R: 参数P： 参数R： 换热器按单壳程2管程设计，查图3—8得温差校正系数Ψ=； 有效平均温差： 5)管程换热系数计算： 附录10，初定传热系数K0=400 W/m.℃； 初选传热面积： m2； 选用φ25×无缝钢管作换热管； 管子外径d0=m； 管子内径d i=×=0.02 m； 管子长度取为l=3 m； 管子总数： 取720根管程流通截面积： m2 管程流速： m/s 管程雷诺数： 湍流管程传热系数：（式3-33c） 6)结构初步设计： 布管方式见图所示: 管间距s=0.032m（按GB151,取）； 管束中心排管的管数按所给的公式确定： 取20根；
多效蒸发工艺设计计算
目录 第一章前言 §1·1 概述` 第二章蒸发工艺设计计算 §2·1蒸浓液浓度计算 §2·2溶液沸点和有效温度差的确定 §2·2·1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失/ §2·2·2各效由于溶液静压强所因引起的温度差损失 §2·2·3由经验不计流体阻力产生压降所引起的温度差损失 §2·3 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算 §2·4 蒸发器的传热面积和有效温度差在各效中的分布以及传热系数K的确定 §2·5 温差的重新分配与试差计算 §2·5·1重新分配各效的有效温度差， §2·5·2重复上述计算步骤 §2·6计算结果列表 第三章 NaOH溶液的多效蒸发优化程序部分 §3·1 具体的拉格朗日乘子法求解过程 §3·2 程序内部变量说明 §3·3 程序内容： §3·4 程序优化计算结果 §3·5 优化前后费用比较 第四章蒸发器工艺尺寸计算 §4·1 加热管的选择和管数的初步估计 §4·1·1 加热管的选择和管数的初步估计 §4·1·2 循环管的选择 §4·1·3 加热室直径及加热管数目的确定 §4·1·4 分离室直径与高度的确定 §4·2 接管尺寸的确定 §4·2·1 溶液进出 §4·2·2 加热蒸气进口与二次蒸汽出口 §4·2·3 冷凝水出口 第五章、蒸发装置的辅助设备 §5·1 气液分离器 §5·2 蒸汽冷凝器 §5·2·1 冷却水量 §5·2·2 计算冷凝器的直径 §5·2·3 淋水板的设计 §5·3泵选型计算 §5·4预热器的选型 第六章主要设备强度计算及校核 §6·1蒸发分离室厚度设计 §6·2加热室厚度校核 第七章小结与参考文献： 符号说明 希腊字母： c——比热容，KJ/ α――对流传热系数，Ｗ/m2.℃d——管径，m Δ――温度差损失，℃D——直径，m η――误差， D——加热蒸汽消耗量，Kg/h η――热损失系数，f——校正系数，η――阻力系数， F——进料量，Kg/h λ――导热系数，Ｗ/m2.℃g——重力加速度，s2 μ――粘度， h——高度，m ρ――密度，Kg/m3
循环水蒸发量计算
我国是一个水资源十分贫乏的国家，一些地区水资源已成为制约经济发展的主要因素之一，节约用水成了一个社会发展所必须面对的问题。火力发电厂是一个耗水大户，其中循环水冷却塔的耗水量约占整个电厂耗水量的60%以上。因此，冷却塔耗水量的变化对整个电厂耗水量有着较明显的影响。那么哪些因素影响冷却塔的耗水量，又是如何影响的呢？下面以一台300MW火电机组为实例具体分析一下其变化的内在规律，以期获得对火电厂节水工作有益的结论。 1.计算所需数据：（机组在300MW工况下） 冷却塔循环水量36000t/h? ?? ?? ?? ?? ?? ?? ?? ? 循环水温升9.51℃ 凝汽器循环水进水温度20℃? ?? ?? ?? ?? ?? ?? ? 空气湿度61% 循环冷却塔的端差5℃（端差为冷却塔循环水出水温度与大气湿球温度之差） 循环水浓缩倍率3.0 2.影响冷却塔耗水量因素分析： 火力发电厂循环水冷却系统运行中，维持系统正常稳定运行的关键是两个平衡，即：水量平衡和盐量平衡。二者相互联系，如果其中一个平衡变化，那么另一个平衡也会随之发生相应变化。 2.1循环水的水量平衡： 水量平衡过程是：机组运行过程中，对于敞开式循环冷却水系统来说，水的损失有蒸发损失、风吹损失、排污损失、漏泄损失（由于量较小，一般可略去不计）等，要维持水量平衡就需要同时对系统进行补水。 循环水系统的水量平衡数学表达式为：PBu =P1+ P2+ P3 ［1］公式1 PBu：补充水量占循环水量的百分率，% P1：蒸发损失水量占循环水量的百分率，% P2：风吹损失占循环水量的百分率，% P3：排污损失占循环水量的百分率，% 在以上平衡中通常P1所占的份额较大，而它的大小主要取决于凝汽器的热负荷，以及气候条件（主要是温度因
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 ()5.21000 4.10414.36 5.212522??? ? ???-??= m m 23651.0= 每米管长翅片间管子表面积：
f f 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== = i of a a β 每米管长平均直径的表面积： m m d a m m 2 02983.020086.00104.014.3=?? ? ??+?==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 ?=+=+= 172 1321221 空气在下C ?17的物性参数 3215.1m kg f =ρ ()K kg kJ c pf ?=1005 704.0=rf P s m v f 61048.14-?=