地理高考答题答题技巧及术语模板

　　（2）放置铝板后，炉门的辐射热流量可视为炉门对铝板的辐射热流量，在稳定情况，也等于铝板对周围的辐射散热热流量。现以下标3表示铝板，有

　　第五章传热193

　　Q1-3-C1-313A1［（）＇-（）门

　　Q--C3-242A［（）＂-（高）门

　　Q1-3＝Q3-2

　　A＝As，且两者间距很小，可认为是两无限大平行面间的相互辐射。u＝1。且

　　C1-3＝

　　1

　　（a）

　　Cn

　　CC Co eE

　　由表5-14取氧化的铝板黑度€3＝0.15，于是

　　C1-3＝

　　5.669

　　1

　　1＝0.816

　　0.780.15

　　-1

　　辐射面

　　为室内被包围体，A＞Ax＝1Cr＝6C＝0.15×5.9＝0.86将各值代人式（a）得

　　数理论

　　816X1X0.5X1X

　　［（）＊-（＇门

　　），其

　　＝0.85×1X0.5X1X

　　T3＝733K；t3＝733-273＝460℃［（）-（罗）门

　　所以，放置铝板作为热屏后，炉门的辐射散热热流量为

　　Q1-3＝0.816×1×0.5×1X［（）＇-（器门

　　＝1190W

　　置铝板后散热热流量降低了-1190＝W，损失热流量只有原来的9.4％。由以上结果可见，设置热屏是减少辐射散热量的有效方法。由于铝板的表面温度仍然很高，可以设想，增加热屏层数，或者选用黑度更低的材料作为热屏，则因辐射而散失的热流量还可以进一步降低。

　　五、气体热辐射的特点

　　气体也能发射和吸收辐射能，但不同气体的发射能力不同。对称的双原子气体（如H2、QN2等）在工业温度下均不吸收辐射能，故可视为透热体；而不对称的双原子气体（如

　　B0，CO）和多原子气体（如水蒸气、CO2、SO2、烃类和醇类等）则具有相当大的发射能收率。在高温下存在后一类气体时，就要考气体和固体壁之间的辐射传热与体和液体相比，气体辐射具有自己的特点。首先，固体能发和吸全部长范围

　　由

　　内的辐射能，而气体只在某些波段范围内具有吸收能力，相应地也只在同样的波段范围内具

　　氧

　　有发射能力，所以，气体辐射对波长有选择性。通常将这种具有发射能力的波段称为光带。之，这些气体对具有全部波长的辐射能的吸收是间断的而不是连续的，例如CO2和水

　　故

　　气各有3条光带，见表5-15（但光带内不同波长处，黑度也不一定相同）。这是气体的辐

　　02）

　　次，灰体的辐射和吸收发生在物体表面，而气体发射和吸收辐射能是在整个气体体积

　　进行的，当热射线穿过气体层被吸收时，其辐射能因被沿途的气体分子吸收而逐渐减少，与灰体本质上的不同之处。

　　样，吸收率就与热射线所经历路程的长短和气体的浓度（以分压表示）有关。此外，从

　　551中可以看到，气体容积中不同部分的气体所发出的辐射能落到界面A或B处所经历的

　　192化工原理

　　dA

　　（2）

　　下，也等

　　n2

　　又

　　因A1＝A

　　dA

　　（a）

　　（c）

　　图5-49任意放置的两物体

　　由表5-14

　　图5-48一物体被另一物体所包围时的辐射

　　表面间的相互辐射

　　式中，1、2为辐射线与辐射面的法线所组成的角度；A1、A2为两任意放置物体的辐射面

　　又铝板为

　　积；A为计算辐射传热采用的面积；r为两辐射面间的距离。

　　入式（a）

　　式（5-104）中的积分可用解析法或数值法求得。工程上为了使用方便，通常把角系数理求解的结果制成算图。本章只列出两平行平面间直接辐射传热的角系数算图（见图5-50），

　　0.816X

　　他情况可参阅传热学方面的专着。

　　解出

　　1.0

　　所以，放

　　0.8

　　0.6X

　　0.4

　　即放置铝

　　0.2

　　由以

　　0

　　高，可以

　　5

　　或

　　量还可以

　　五、

　　图5-50平行平面间直接辐射传热的角系数

　　气体

　　1一圆盘形；2-正方形；3一长方形（边长之比为2：1）；4-长方形（狭长）；

　　O2、N2

　　或边长（长方形用短的边长）或直径

　　辐射面间的距离

　　HCI、CO

　　力和吸收

　　【例5-21】有一高0.5m、宽1m的铸铁炉门，其表面温度为600℃。试求（1）由

　　与固

　　于炉门辐射而散失的热流量；（2）若在炉门前25mm外放置一块同等大小的铝板（已氧化）作为热屏，则散热热流量可降低多少？设室温为27℃。

　　内的辐射

　　有发射能

　　解（1）未用铝板隔热时，铸铁炉门为四周的壁面所包围，1＝1；且A2＞A1，故C1-2＝1C0。查表5-14取铸铁的黑度e1＝0.78，C1-2＝0.78×5.669＝4.42。由式（5-102）

　　换言之，

　　可求得炉门的辐射散热热流量为

　　蒸气各有

　　射与灰体

　　Q＝4.42×1×0.5×1×

　　［（雪）＇-（门］

　　其次

　　＝2.21×（5808-81）＝W

　　100

　　内进行的

　　这样，吸

　　图5-51

　　物体

　　部分被

　　式中，C1-2为总发射系数，即C1-2＝Co

　　1

　　＋1-1

　　第五章传热191

　　必须

　　E1E2

　　这种热

　　是，在面积均为A的两无限大平行面间的辐射传热速率为

　　1＋1-1

　　CAC2Co

　　（5-97）

　　下面将

　　式中Q1-2的单位为W。

　　Qn-C1-2A［（）＂-（＇门

　　（5-98）

　　的例

　　当两平行壁面间的距离与表面积相比不是很小时，从一个平面所发出的辐射能只有一部分到达另一平面上，则式（5-98）应改写成为如下更普遍的形式

　　47），

　　总能

　　Q-C1-pA［（）＂-（）］

　　（5-99）

　　分即

　　中，为几何因子或角系数。角系数表示从一个表面辐射的总能量被另一表面所拦截的分

　　射的

　　，其数值与两表面的形状、大小、相互位置以及距离有关

　　一表面发射的全部能，必然接辐到一个或几个表面上去根据系数的定义。其和必为1，即

　　-92）

　　11＋12＋13＋…＝1

　　以两个无限大平行面1、2为例，由平面1发射的能量全部落在平面2上，这时角系数

　　（5-100）

　　＝1，而对于平面1本身来说，由于发射的能量不能直接辐射到本表面的任一部分，所以＝0，而φ12＋φ11＝1。同理，21＝1，22＝0，21＋22＝1。

　　（二）一物体被另一物体所包围时的辐射

　　一物体被另一物体所包围时的辐射是工程中常会遇到的情况，例如室内的散热体、加热中的被加热物体、同心圆球或无限长的同心圆筒之间的辐射等。在这类情况下式（5-99）中被包围体的角系数1＝1，总发射系数为

　　Co

　　C1-2＝

　　（5-101）

　　＋（一）＋（一）

　　式中，e1、e2分别为被包围物体和外围物体的黑度；A1、A2分别为被包围物体和外围物体的辐射面积；C1、C2分别为被包围物体和外围物体的发射系数。

　　于是

　　Q1--Ci-A［（）-（门

　　（5-102）

　　式（5-102）可用于不同形状的表面之间的辐射，但要求被包围物体的表面1为平表面或

　　93）

　　另若图5-48（a）中表面2的温度T高于表面1的温度T1，则求Q1时可按下式计算凸表面，如图5-48（a）～（c）所示。

　　Q2-1＝-Q1-2＝-C1-2A1［（）-（）门

　　若外围物体可作为黑体，或被包围物体的辐射面积A1与外围物体的辐射面积A相比

　　4）

　　小，例如插入管路的温度计，则式（5-101）中的C1-2可简化为

　　C1-2＝C1＝∈1C0

　　（三）任意形状、大小并任意放置的两物体表面间的相互辐射

　　在这种情况下，如图5-49所示，仍可应用一般式（5-99），其中的总发射系数为（5-103）

　　5）

　　C1-2＝E1e2Co

　　（5-104）

　　角系数为（见图5-49）

　　6）

　　g-A0 os a

　　194化工原理

　　路程是各不相同的。热射线行程的不同，使问题更为复杂。为了简化问题，可以采用与当量

　　用下列近似

　　直径相类似的概念。如图5-52所示的半球状气体层对底面中心的辐射，自各个不同方向来

　　在平壁

　　的热射线，其行程都等于半球半径1。对于其他的气体形状，则可采用当量半球半径作为气体层的当量行程，亦即热射线在气体层中的平均行程。

　　在管道

　　表5-15CO:和水蒸气的光带

　　气体或

　　吸收带

　　波长范围

　　气体或

　　吸收带

　　自波长A1/μm

　　△/um水蒸气

　　到波长2/μm波长范围

　　式（5-110）

　　水蒸气自波长k1/μm到波长A2/um1.03二氧化碳

　　2.36

　　3.02

　　的一半（B

　　水蒸气

　　2.24

　　3.27

　　4.01

　　3.7

　　4.80

　　0.66

　　4.8

　　8.5

　　13

　　12.5

　　16.5

　　0.79

　　【例

　　12.0

　　25

　　4.0

　　环境温度

　　解

　　界面B

　　散热

　　△A

　　界面A

　　【例

　　图5-51气体对不同地区的辐射

　　图5-52半球状气体层对球心的辐射

　　弱辐射散

　　气体辐射的计算较为复杂，需要时可查阅相关专业书籍。

　　部尺寸可

　　六、辐射、对流的联合传热

　　下瓶内盛

　　壁面通过气体与周围辐射传热时，壁面与气体间还同时会以对流方式传热，这种并联的

　　解

　　传热方式常见于设备的热损失，现作为辐射对流联合传热的实例介绍如下。

　　（1）

　　许多设备的外壁温度常高于周围环境的温度，因此热量将由壁面以对流和辐射两种方式

　　真空夹层

　　散失；设备散失的热量应等于对流传热和辐射传热两部分之和，根据各自的传热速率方程就

　　其中主要

　　可求得总的散热量。

　　玻璃层的

　　由于对流而散失的热量为

　　（2）

　　去虽没有

　　Qc＝acAw（tw-t）

　　由于辐射而散失的热量因角系数φ＝1，故

　　（5-105）

　　若在

　　Q-CA.［（）-（）门

　　（5-106）

　　取负号的

　　式中，T、t分别表示设备外壁的热力学温度和摄氏温度；T、t分别表示周围环境的热力学温度和摄氏温度；Qc、a分别表示给热热流量和给热系数；A为设备的外壁面积。

　　如果将式（5-106）也改写成给热方程的形式

　　其中，9

　　式中aR为辐射给热系数，则有

　　QR-arAw（tw-t）

　　内水的平

　　（5-107）

　　通过

　　总的热损失应为

　　。-c.［（）＇-（盖）］/1.-）

　　（5-108）

　　Ai/A2

　　QT＝QC＋QR＝（aC＋aR）Aw（tw-t）

　　＝aTAw（tw-t）

　　式中，α为对流辐射联合给热系数，W?m2K1，αT＝acaR。

　　（5-109）

　　其中，（

　　对于有保温层的设备、管道等，外壁对周围环境散热的对流辐射联合给热系数aT，可

　　0.112×

　　当量

　　下列近似公式估算。

　　在平壁保温层外

　　第五章传热195

　　向来

　　为气

　　在管道或圆筒壁保温层外

　　aT＝9.8＋0.07（tw—t）

　　αT＝9.4＋0.052（tw—t）

　　围

　　0

　　（5-10）、式（5-111）适用于t＜150℃。式（5-109）中，经过核算，与值约占

　　（5-110）

　　一半（比较例5-17与例5-22的结果）。

　　（5-111）

　　【例5-22】有一外包保温层的容器，外表面温度为70℃，试计算其散热热通量。设环境温度为15℃。

　　解应用式（5-111）

　　aT＝9.4＋0.052（tw-t）＝9.4＋0.052×（70-15）

　　＝12.3Wm2K1

　　散热热通量为

　　qT＝aT△t＝12.3×（70-15）＝677Wm2

　　【例5-23】暖水瓶瓶胆的夹层中抽成高真空，以防止对流散热；夹层双面镀银，以削辐射散热。镀银采用还原沉淀法，其黑度可取为0.10.5磅（2.268kg）暖水瓶瓶胆的内部尺寸可作为直径110mm、高250mm的圆柱体处理（忽略瓶塞增加的散热）。求室温20℃下瓶内盛满100℃沸水后，保温到70℃的时间。又若沸水只盛满一半，保温时间多长？解散热过程可做如下分析。

　　关的

　　（1）瓶胆内的水给热到内层玻璃壁面，以导热方式通过内层玻璃，继而依靠辐射通过真控夹层，再以导热方式通过外层玻璃，然后以对流加辐射方式散发至室内（经过瓶壳），

　　式

　　其中主要的热阻在于常温下低黑度的辐射传热，而水的自然对流给热（参看表5-8）、薄

　　就

　　玻璃层的导热，以及瓶壳等热阻先暂忽略，以后再核算。

　　（2）随着水温的逐渐下降，散热速率将随之减慢，故这是一个不稳定的传热问题。过去强没有处理过，但不难从学过的知识求解如下。

　　5）

　　若在微分时间d内，水温从T降低了dT（K）。水减少的热量为

　　（a）

　　dQ＝-mcpdT

　　取负号的原因是dT为负，而dQ取正值。瓶胆中的水量为

　　6）

　　m＝0. 112×0.25×958.4＝2.28 kg

　　力

　　其中，958.4kgm3为100℃沸水的密度，由附录五查得；同时还可查得70～100℃范围内水的平均定压比热容cp＝4.20kJ?kg?℃1。代入式（a）得

　　（b）

　　7）

　　dQ＝-2.28×（4.20×103）dT＝-9580dT（J）

　　通过夹层的辐射散热速率因内层被外层包围，角系数＝1；且两层相距很近而有A1/A2≈1；已知黑度1＝62＝0.10；应用式（5-102）有

　　8）

　　Q -CA［（）＇-（）＇门

　　5.669

　　＝0.298，A1＝π×0.11×0.25＋×

　　9）

　　其中，C1-2＝

　　（）吉＋（）

　　Co

　　可

　　0.112×2＝0.1054 m2， T1＝T，

　　（）

　　＝2.934＝73.7，代人上式，得

　　196化工原理

　　若瓶

　　［（）＊-73.7］W（或J·s1）

　　（e）

　　凝，热阻

　　Q1-2＝0.298×0.1054

　　在d0内，辐射散失的热量Q1-2d0与水因降温而减少的热量dQ相等。应用式（c）、式

　　全部的热

　　的式（a）

　　［（）＊-73.7］d0--9580dT

　　就只有原

　　（b）得

　　0.298×0.1054

　　d0＝-3.05

　　dt［（）＇-73.7］＇

　　5-1红砖平

　　分离变量

　　为0.5

　　在温度从373～343K间积分

　　d0-3. 05× 10［（1）-73.7］＇d

　　用平

　　547

　　5-2走。热

　　上式右边的定积分采用数值法求得为一0.340，故从100℃（373K）降至70℃（343K）

　　面积

　　（2）设

　　的保温时间为

　　0＝3.05×105×0.340＝1.037×105 s

　　或

　　0＝1.037×105/3600＝28.8h

　　以上忽略了瓶塞的作用，它占有一定的散热比例，计入后保温时间将缩短。以下对串联的各个分热阻进行比较。

　　根据式（5-108），辐射给热系数a等于辐射热通量除以温差

　　5-3某燃

　　耐火

　　-Cs［（）-（）］/CT-T）-0.298［（）＇-73. 7］/

　　绝热

　　（T-293）（d）

　　aR

　　红砖

　　若已

　　在水温*高，即T＝373K时，散热*快，aR为*大值ama

　　温度

　　5-4一外

　　0.298×（3.734-73.7）

　　aR，max

　　＝0.447W.m-2.K-1

　　80

　　mm

　　相对应的*小热阻为

　　试求

　　5-560

　　rR， min0. 447-2. 24 m2K.W-1

　　软木

　　与例5-3厚度b2＝115mm，A2＝0.15W·mK1的保温砖相比，其热阻

　　渗入

　　（1）

　　b20.115

　　2＝

　　2

　　＝0.767m2K.W-

　　（2）

　　0.15

　　可知暖水瓶轻巧的夹层，热阻比上例中的热阻要大得多。

　　米管

　　水作自然对流的给热系数，从表5-7看有数百W·m2K-1，其热阻与辐射热阻1/a

　　（3）

　　度。

　　相比可以忽略。瓶胆玻璃甚薄，取其厚度δ为10～3m（1mm），热导率由附录四查得热导率1＝0.74，其热阻为

　　5-6试

　　80.001

　　rb＝x0.74＝0. m2K.W-1

　　外

　　相也略。向热流系

　　5-7

　　25

　　α，可从式（5-111）估计不小于10 W?m2℃1，其热阻1/α低于瓶胆热阻 1/ag的5％

　　外

　　（其实，手触摸瓶壳并不感到比室温高，即瓶壳与周围环境的温差近于零，与之成比例的

　　40

　　热阻可以忽略）。故上述忽略给热、导热热阻的计算方法可以成立。

　　值

　　5-8电

　　W

　　某炼油厂对常压塔引出的柴油馏分用海水冷却。冷却器为114mm×8mm钢管组成的排管，水平浸于一很大的海水槽中。海水由槽下部引人，上部溢出，通过槽时的流速很小。若海水的平均温度为42.5℃，钢管外壁温度为56℃，试求海水侧的给热系数。

　　第五章传热199

　　r的单

　　解。

　　数a2＝

　　压苯蒸气在25mm×2.5mm、长为3m、垂直放置的管外冷凝、冷凝温度为80℃，管外壁温度

　　2·K·

　　为60℃，试求苯蒸气冷凝时的给热系数。若此管改为水平放置，其给热系数又为多少？

　　一传热面积为15m2的列管式换热器，壳程用110℃饱和水蒸气将管程某溶液由20℃加热至80℃，

　　作时，

　　溶液的处理量为2.5×104kg·h，比热容为4kJ·kg-K，试求此操作条件下的传热系数。该换热器使用1年后，由于污垢热阻增加，溶液出口温度降至72℃，若要使出口温度仍保持80℃，加热蒸汽饱和温度至少要多高？

　　油的

　　2

　　为360

　　液氨在一蛇管换热器管外沸腾。已知其操作压力为258 kPa（绝），沸腾温度为一13℃。热通量q＝4170W·m2。试计算其给热系数。已知液氨热导率λ＝0.5W·m?K1，表面张力a＝2.7×10-3Nm1，密度＝656 kgm3，氨蒸气密度 ＝2. 14 kg?m 3。

　　在一换热器中，用80℃的水将某流体由25℃预热至48℃。已知水的出口温度为35℃，试求该换热器的传热效率。

　　28一传热面积为10m2的逆流换热器，用流量为0.9kg·s的油将0.6kg?s1、逆流的水加热，已知油

　　mm

　　的比热容为2.1 kJ·kgK1，水和油的进口温度分别为35℃和175℃，该换热器的传热系数为425

　　别为

　　W·mK，试求此换热器的传热效率。又若水量增加20％，传热系数可近似认为不变，此时水的出口温度为多少？

　　的给

　　块相互平行的黑体长方形平板。其尺寸为1m×2m，间距为1m，若两平板的表面温度分别为727℃及227℃。试计算两平板间的辐射热流量。

　　热至

　　530试求直径d＝70 mm、长l＝3 m的钢管（其表面温度1＝227℃）的辐射热损失。假定此管被置于：（1）很大的红砖屋内，砖壁温度t2＝27℃；（2）截面为0.3m×0.3m的红砖槽内，t2＝27℃，两

　　系

　　端面的辐射损失可以忽略不计。

　　几？

　　5-31在一钢管轴心装有热电偶测量管内空气的温度，若热电偶的温度读数为300℃，热电偶的黑度为

　　的

　　0.8，空气与热电偶之间的给热系数为25W·m2·K1，钢管内壁温度为250℃，试求由于热电偶与管

　　和

　　壁之间的辐射传热所引起的测温误差。并讨论减小误差的途径。

　　运

　　提示：热电偶辐射到管壁的热流量和由于对流自空气得到的热流量相等。

　　的

　　6-32两无限大平行平面进行辐射传热，已知1＝0.3，2＝0.8，若在两平面间放置一无限大抛光铝板作热屏（＝0.04），试计算传热量减少的百分数。

　　为

　　3平均温度为150℃机器油在108mm×6mm的钢管中流动，大气温度为10℃。设油对管壁的给热

　　壳

　　系数为350W·m2K1，管壁热阻和污垢热阻可忽略不计，试求此时每米管长的热损失。又若管外包

　　丸

　　一层厚20mm，热导率为0.058W·mKl的玻璃布层，热损失将减为多少？

　　附录饱和水蒸气参数的关联式

　　为

　　饱和水蒸气是*常用的载热体，在传热计算中会经常遇到从其压力p（kPa）求温度t

　　①）的问题（有时也反过来需由t求p）。查书末附录八、九的饱和水蒸气表，每需要内插

　　而繁琐，两相邻参数间距大时也易引入误差；若能得到pt关联式，应用编程计算器计

　　纯组分在饱和态的pt关系，可用安托万（Antoine）式关联如下：

　　算，则颇为便利。

　　（5-112）

　　B

　　B-C，或lnp＝A-

　　C＋t

　　式中的常数A、B、C由实验数据回归而得。对于水蒸气，作者应用附录八、附录九的数据

　　t＝

　　A-Inp

　　（5-113）

　　（根据参考文献5更新）回归，得

　　3991.6-233.8

　　p＝1～170 kPa，t＝

　　16.577-Inp

　　3.o4xo00＝2.21x10w

　　3600

　　4.17

　　3

　　198化工原理

　　某

　　K。试求加热棒中心温度及沿加热棒横截面的温度分布。

　　5-23没于

　　为

　　元圆柱体，其中产生的热量必以导热的方式沿径向向外传递，即一（2）＝2，对式积分即可求解

　　5-24常

　　5-9一换热器，在25mm×2.5mm管外用水蒸气加热管内的原油。已知管外蒸汽冷凝的给热系数a

　　为

　　104W·m2K-1；管内原油的给热系数a1 ＝103 W·m2K1，管内污垢热阻R＝1.5×10-3m2K.

　　W-1，管外污垢热阻及管壁热阻可忽略不计，试求传热系数及各部分热阻的分配。

　　5-25一个

　　溶

　　5-10一换热器，用热柴油加热原油，柴油和原油的进口温度分别为243℃和128℃。已知逆流操作时，

　　器

　　柴油出口温度为155℃，原油出口温度为162℃，试求其平均温差。若采用并流，设柴油和原油的

　　蒸

　　进口温度不变，它们的流量和换热器的传热系数亦与逆流时相同，其平均温差又为多少？

　　5-26液

　　511用175℃的油将300kg·h1的水由25℃加热至90℃

　　已知油的比热容为2.1kJ·kg1K1，流量为36

　　41

　　kg·h-1，今有以下两个换热器，传热面积均为0.8m2

　　换热器1：K1＝625W·m2K1，单壳程，双管程；

　　QY

　　度

　　5-27在

　　换热器2：K2＝500W·m2K1，单壳程，单管程；

　　热

　　为保证满足所需的传热量应选用哪一个换热器？

　　T.

　　下

　　A.

　　5-28

　　5-12在一套管换热器中，用冷却水将0.45 kg?s＇的苯由 350 K冷却至300 K，冷却水在25 mm×2.5 mm

　　的

　　的内管中流动，其进、出口温度分别为290K和320 K。已知水和苯的给热系数分别为

　　W

　　4.85kWm2K和1.7kWm2K1，两侧的污垢热阻可忽略不计，试求所需的管长和冷却水消耗量。

　　出

　　5-13

　　3水以 1 m?s＇的流速在长 3 m的25 mm×2.5 mm管内由20 ℃加热至40℃，试求水与管壁之间的给

　　5-29两

　　热系数。

　　7

　　5- kPa、120℃的空气，经一台由25根38 mm×3 mm管并联组成的预热器，走管内被加热至

　　5-30试

　　510℃，已知空气流量为6000m3·h1（标准状态），试计算空气的给热系数。

　　（

　　5-15一套管换热器，用饱和水蒸气将在内管作湍流的空气加热，此时的传热系数近似等于空气的给热系

　　端

　　数。今要求空气量增加1倍，而空气的进、出口温度仍然不变，问该换热器的管长应增加百分之几5-16用192kPa（表）的饱和水蒸气将20℃的水预热至80℃，水在列管式换热器的管程以0.6ms的

　　5-31

　　流速流过，管尺寸为25mm×2.5mm。设水侧污垢热阻为6×10-4m2·K·W-1，蒸汽侧污垢热阻和管壁热阻可忽略不计，水蒸气冷凝a1＝10＊W·m2·K1。试求：（1）此换热器的传热系数；（2）若运行1年后，由于水垢积累，换热能力降低，出口水温只能升至70℃，试求此时的传热系数及水侧的

　　提

　　污垢热阻（水蒸气侧的给热系数可认为不变）。

　　5-32

　　5-11某厂需用195kPa（绝）的饱和水蒸气将常压空气由20℃加热至90℃，标准状态下空气量为5200m3·h1。今仓库有一台单程列管式换热器，内有38 mm×3 mm钢管151根，管长3m，若壳

　　5-33

　　程水蒸气冷凝的给热系数可取10W·mK，两侧污垢热阻及管壁热阻可忽略不计，试核算此换热器能否满足要求。

　　5-18某种原油在管式炉“对流段”（指某区域内的加热方式，相对于“辐射段”而言）的89 mm×6mm管内以0.5 ms的流速流过并被加热，管长6m。已知管内壁温度为150℃，原油的平均温度为40℃，此时的密度为 850 kg-m3，比热容为 2 kJ?kg3?K1，热导率为0.13 W?ml·K1，黏度为26 cP，体积膨胀系数为

　　饣

　　5-190.001℃。此原油在150℃时的黏度为3cP，试求原油在管内的给热系数。

　　铜氨溶液在由4根45mm×3.5mm钢管并联面成的蛇管冷却器中由38℃冷却至8℃，蛇管的平均曲

　　（℃）

　　而嫌繁

　　5-20率径为0.285 m。已知溶液的流为2.7 mh，黏度为2.2 mPa＊s，密度为120 kg＋m3，其物性常数可按水的0.9倍来取，试求铜氨溶液的给热系数。

　　算，则

　　5-21一套管换热器。内管为38 mm×2.5 mm，外管为57 mm×3 mm，甲苯在其环隙内由72℃冷却至38℃。已知甲苯流量为2730kg·hl，试求甲苯的给热系数。

　　5-22上题中，若苯在内管由27℃加热至50℃，两侧污垢热阻和管壁热阻可忽略不计，试求该换热器的传热系数（以外表面为基准）。

　　101.3 kPa（绝）的甲烷以10 m·s的流速在列管换热器的壳程作轴向流动，由120℃冷却至30℃，

　　式中

　　已知该换热器共有25mm×2.5mm管86根，壳径为400mm，试求甲烷的给热系数。

　　（根据

　　若瓶胆中只盛一半水，其上半部为气体的自然对流，并有水从水面汽化、准营

　　，热阻虽比水自然对流要大很多，但仍远比通过真空夹层的辐射为小，可近似认为关

　　第五传热199

　　全部的热阻和温差之所在，即散热速率仍可近似按式（c）计算。另一方面，水所减少的热

　　的式（a）中，水量m却只有原来的一半。按同样的计算方法，从100℃保温到70℃的时间

　　水平浸

　　只有原来的一半，即6≈28.8/2＝14.4h。也就是说，沸水的保温时间约与盛水量成正比。

　　均温度

　　习题

　　红砖平壁墙，厚度为500mm，内侧壁面温度为200℃，外侧壁面为30℃，若红砖的平均热导率可取

　　为0.57 W?m℃1，试求：（1）传导热通量q；（2）距离内侧壁面350mm处的温度1

　　用平板法测定材料的热导率。平板状材料的一侧用电热器加热，另一侧用冷却水通过夹层将热量移

　　走。热流量由加至电热器的电压和电流算出，平板两侧的表面温度用热电偶测得。已知某材料的导热

　　面积为0.02m2，其厚度为0.01m，测得的数据如下表所示。试求：（1）材料的平均热导率

　　（2）设该材料的热导率为A＝2o（1＋kt），t为温度，℃，试求 o和 k

　　电热器

　　电压/V

　　电流/A

　　140

　　2.8

　　高温侧材料表面温度/℃

　　114

　　2.28

　　300

　　低温侧

　　200

　　100

　　50

　　某燃烧炉的平壁由下列三种砖依次砌成

　　耐火砖:热导率1＝1.05W·m-1·K-1，厚度b1＝0.23m；

　　绝热砖：热导率2＝0.151 W·mK1，厚度b2＝0.23 m；

　　红砖:热导率A3＝0.93W·m-1·K-1，厚度b3＝0.23m。

　　若已知耐火砖内侧温度为1000℃，耐火砖与绝热砖接触处温度为940℃，而绝热砖与红砖接触处的

　　温度不得超过138℃，试求：（1）绝热层需几块绝热砖？（2）此时普通砖外侧温度为多少？

　　一外径为 100 mm的蒸汽管，外包一层 50 mm绝热材料 A， λA＝0.06 W·m?K-1，其外再包一层25

　　mm绝热材料B，AB＝0.075W·m·K1。若A的内壁面温度和B的外壁面温度分别为170℃和38℃，

　　试求每米管长上的热损失Q及A、B界面的温度。

　　560mm×3mm铝合金管（其热导率可近似按钢管选取），外包一层厚30mm石棉后，又包一层30mm

　　软木。石棉和软木的热导率分别为0.16W·m·K-和0.04W·mK（软木外壁面涂防水胶，以免水汽

　　渗人后发生冷凝及冻结而恶化绝热性能；其本身热阻可忽略）。

　　（1）已知管内壁温度为-110℃，软木外侧温度为10℃，求每米管长上所损失的冷量。

　　（2）若将两种保温材料互换，假设互换后石棉外侧的温度仍为10℃不变，以便于作比较，问此时每（3）若将两种保温材料互换，而大气温度为20℃，计算每米管长实际上损失的冷量及石棉的外侧温

　　米管长上损失的冷量为多少？

　　度。设互换前后空气与保温材料之间的给热系数不变。

　　Ana（n-122_1Am（t-12）。其中，r1、r2为空心球内、

　　试推导出空心球壁的径向导热关系式为Q＝-11

　　外表面的半径；b＝r2-r1；Am＝4r，表示球的平均表面积。这里m＝√称为几何平均半径。

　　2

　　525 mm×2.5 mm的钢管，外包有保温材料以减少热损失，其热导率λ＝0.4 W·mK＋，已知钢管

　　外壁温度t1＝300℃，环境温度t＝20℃。求保温层厚度分别为10 mm、 20 mm、 27.5 mm、

　　40mm、50 mm、60 mm、 70 mm时，每米管长的热损失和保温层外表面温度。给热系数取为定电流1＝200A通过一直径为3mm、长1m的不锈钢棒式电加热器，其电阻R-0.1，热导率＝19W·m1K-1。加热棒浸没在温度＝109℃的液体中，加热棒表面和液体间的给热系数a＝4kWm3，

　　值：10W·m2K1。对计算结果加以讨论。

　　200化工原理

　　3957.8-234

　　p＝70～1800kPa，t＝

　　16.469-Inp

　　（5-114）

　　两式1的计算值与查表的误差不超过0.1℃；若允许误差达0.2℃，式（5-114）的适用范围水蒸气的烩H（kJ/kg）和冷凝潜热r（kJ/kg）与温度t的关系，回归得以下关联式还可扩展到p近于3MPa。

　　t＝0～100℃，H＝2506.9＋1.645t＋5.313×10-4t2

　　r＝2500.3-2.300t-1.334×10-3t2

　　（5-115）

　　传

　　t＝100～210℃H＝2459.9＋2. 644t-4.897t2

　　（5-116）

　　（5-117）

　　设备之

　　＝2445.7-1.267t-6.295t2

　　（5-118）

　　质、传

　　在上述的常用温度范围内，与查表的误差在0.1％以内。因允许误差可以较大，其应用范围能和特

　　以及流

　　也可以扩展。

　　符号说明

　　换

　　单位

　　符号意义

　　意义

　　单位

　　（1

　　符号

　　m2

　　R热阻

　　A

　　传热面积

　　m2.K.WI

　　在工艺

　　A

　　辐射吸收率

　　或KW-1

　　类换热

　　流体的导温系数

　　m2·s-1

　　R半径

　　m

　　（

　　b

　　厚度

　　m

　　半径（变量）

　　m

　　耐火砖

　　b

　　润湿周边

　　m

　　潜热

　　kJ.kg1

　　发射系数

　　W·m-2K-4

　　S截面积

　　m2

　　时，即

　　Co

　　黑体的发射系数

　　W·m2K-4

　　T热力学温度，热流体温度K

　　操作，

　　CP

　　流体的定压比热容kJ.kg-1K-1

　　t

　　冷流体温度，温度

　　K

　　于气体

　　CR热容流量比

　　u

　　流速

　　ms-I

　　程度的

　　D

　　换热器壳径

　　m

　　a

　　给热系数

　　W·m-2.K1

　　d

　　管径

　　m

　　β

　　体积膨胀系数

　　K1

　　db

　　气泡脱离直径

　　m

　　层流底层厚度

　　E

　　发射能力

　　m

　　W·m22

　　当量膜厚

　　E0

　　黑体的发射能力

　　m

　　Wm-2

　　E

　　EAO

　　发射率，黑度

　　黑体的单色发射能力W.m-2.m-1

　　E

　　f

　　校正系数

　　传热效率

　　G

　　0

　　质量流速

　　时间

　　kg·m-2.s-1

　　s

　　h

　　挡板间距

　　热导率

　　Wm1K1

　　m

　　H

　　高度

　　波长

　　m

　　um

　　K

　　传热系数

　　μ

　　Wm-2.K-1

　　黏度

　　Pas

　　1

　　长度（球半径）

　　密度

　　M.M＇

　　m

　　kgm-3

　　冷凝负荷

　　表面张力

　　N.ml

　　m

　　质量流量

　　kg.m-1.s-1

　　kg.s-1

　　斯蒂芬-波尔茨曼常

　　W.m-2.K-

　　P

　　压力

　　Q

　　Pa

　　数或黑体的发射常数

　　热流量（传热速率）w

　　中角度

　　q

　　热通量

　　rad

　　Wm-2

　　角系数

　　且导

　　1

　　参考文献

　　2杨世铭，陶文铨，传热学·第4版.北京：高等教育出版社，2006

　　章熙民等传热学·第5版，北京：中国建筑工业出版社，2007

　　3赵镇南.传热学·第2版.北京：高等教育出版社，2008

　　4许国良等.工程传热学.北京：中国电力出版社，2011

　　5严家等，水和水蒸气热力性质图表·第2版，北京：高等教育出版社，2004

　　制成

　　为载

　　而不

　　114）

　　范围

　　第六章传热设备

　　115）

　　116）

　　117）

　　传热设备也简称换热器，是化工、石油、动力、轻工等许多工业部门中应用*为广泛的

　　18）

　　之一。按用途可分为加热器、冷却器、冷凝器和蒸发器等由于生产的规模、物料的性

　　范围

　　.传热的要求等各不相同，换热器的类型也是多种多样的。本章讨论主要类型换热器的性特点，以便根据工艺要求选用适当的类型；换热器传热面积的计算，基本尺寸的确定，流体阻力的核算等，以便在系列化标准的换热器中选定适用的规格。

　　一、换热器的分类

　　换热器按其传热特征可分为以下三大类

　　）直接接触式直接接触式换热器中，冷、热两流体通过直接混合面实现热量交换。红艺上允许两种流体相互混合的情况下，这是比较方便和有效的，其结构也比较简单。这换热器常用于气体的冷却或水蒸气的冷凝。

　　（2）蓄热式蓄热式换热器简称蓄热器，它主要由热容量大的蓄热室构成，室中可充填砖或金属带等作为填料，如图6-1所示。当冷、热两种流体交替地通过同一蓄热室，即可通过填料将得自热流体的热量，传递给冷流体，达到换热的目的。为适应连续，至少需要两个蓄热器交替使用。这类换热器的结构较为简单，且可耐高温，常用于气体的余热或冷量的利用。其缺点是设备体积较大，而且两种流体交替时难免有一定度的混合。

　　蒸汽

　　阀切换方式（逆流）

　　低温流体

　　0

　　阀

　　蓄热室

　　开

　　0闭

　　冷凝液

　　0

　　高温流体

　　图6-2夹套式换热器

　　图6-1蓄热式换热器

　　1一容器（反应器）；2一夹套；3，4一蒸汽入口

　　或冷却水出口；5一冷凝水出口或冷却水入口多

　　（3）间壁式间壁式换热器的特点是在冷热两种流体之间用一金属壁（或石墨等耐腐蚀导热性能较好的非金属壁）隔开，以使两种流体在互不接触的情况下进行热量传递。本章根据使用的广泛性，主要介绍间壁式换热器，并着重讨论其中的列管式换热器。套式换热器构造简单，如图6-2所示。夹套2安装在容器1的外部，通常用钢或铸铁，可焊在器壁上或用螺钉固定在容器的法兰盘上。在夹套与器壁之间形成密闭的空间，三、夹套式换热器

　　热体的通道。这种换热器广泛用于反应器的加热或冷却，尤其适用于器内安装有搅拌器

　　不便再装置其他类型换热设备的情况。夹套壁一般要比容器的上口低一些，但应高于器内

　　202化工原理

　　的液面。在用蒸汽加热时，蒸汽由入口3（及4）进入夹套，冷凝水由夹套下部出口5流出

　　（二）喷

　　作为冷却器时，冷却水由下部入口5进入而由夹套上部3（及4）流出。若容器的直径大

　　喷淋式换

　　1m，则夹套的上部可有两个或更多的出（人）口以使流体分布比较均匀。

　　图6-5所示。

　　夹套式换热器由于结构的限制，传热面积不大；用于加热时，夹套内的蒸汽压力通常不与管之间装有

　　超过500 kPa。用于冷却时，为了提高夹套内冷却水的给热系数，可在夹套中加设挡板或后落入水池中

　　水通过喷射器以高速射入。

　　压、可用不同

　　三、蛇管式换热器

　　的情况下，由

　　（一）沉浸式蛇管换热器

　　比沉浸式的大

　　沉浸式蛇管换热器的构造较为简单，可由180°回弯头连接的直管［见图6-3（a）］或由匀，同时喷

　　盘成螺旋形的蛇形管［见图6-3（b）］构成。除上下安装成排以外，蛇管也可以盘成一个平汽而只能安装

　　面安装于器底。蛇管的形状主要取决于容器的形状。图6-4所示为常见的几种蛇管的形状积垢。

　　四、套

　　高压加热时*为适用。蛇管的材料有钢、铜或其他有色金属、陶瓷等。

　　将两种

　　套管，每一段

　　与下一程的

　　过

　　接，而外管

　　隆

　　0

　　0

　　0

　　即成为套管

　　K

　　⊕⊕⊕

　　往往较多，

　　一

　　排均与总管

　　进行热

　　00

　　汽加热液体

　　（a）

　　（b）

　　入*上方套

　　图6-3沉浸式蛇管换热器

　　套管式

　　单，加工方

　　增加或拆减

　　两种流体都

　　流体可以严

　　H2

　　另一方

　　占地面积较

　　较适用于流

　　五、列

　　1

　　列管式

　　会

　　今仍是应月

　　牛

　　换热器相比

　　图6-4蛇管的形状

　　传热效果t

　　图6-5喷淋式换热器

　　用多种材料

　　1一直管；2一回弯头；3一水槽；4一齿形檐板

　　温、高压中

　　优点是结构简单，便子防腐，能承受高压。缺点是传热面积有限，此外，由于容器的截面比

　　（一）

　　管内的要大得多，因此管外流体的给热系数较小。如能减少管外空间或加设搅拌装置，则传

　　列管

　　热效果可以提高。

　　头）等部

　　端固定在

　　形而固定

　　用的折流挡板形式有圆

　　。其中尤以前者采用

　　管壁的温度互有差异。

　　第六章传热设备205

　　上）时可能将管子扭

　　热膨胀的影响，采用

　　热补偿或补偿方法的

　　器两端的管板固定在

　　管外物料比较清洁且

　　图6-10具有补圈的固定管板式换热器

　　1一壳体；2一补偿圈

　　图6-11浮头式换热器

　　（3）U形管式换热器图6-12所示，每根管子都弯成U形，管子的两端分别安装在同

　　1一壳体；2一浮头

　　一固定管板的两侧，并用隔板将封头隔成两室

　　由于管子都可以自由伸缩，且与其他管子和

　　壳无关，故即使壳体与管子间的温差很大时，

　　也可使用。缺点是管内的清洗比较困难。

　　（二）列管换热器的选用和设计

　　在选用和设计列管式换热器时，一般说流体

　　的处理量和它们的物性是已知的，其进、出口温

　　度由工艺要求确定。然而，冷热两流体的流向，

　　哪一个走管内，哪一个走管外，以及管径、管长

　　图6-12U形管式换热器

　　和管子根数等则尚待确定，而这些因素又直接影

　　1一外壳；2-U形管

　　响着给热系数、传热系数和平均温差的数值。所以设计时需要根据生产实际情况，选定一些参数，通过试算，初步确定换热器的大致尺寸，然后再作进一步的计算和校核，直到符合工艺要求为止。当然还应参考国家系列化标准，尽可能选用已有的定型产品。所以列管式换热器的设计计算基本上也就是选用的过程。现将有关问题分述如下。

　　管内一管程

　　仍可采用固定

　　1.流程的选择

　　壳体上具有补

　　在换热器中，哪一种流体流经管程，哪一种流经壳程，可考虑下列几点作为选择的一般原则。

　　清洗时可以采

　　①不洁净或易于分解结垢的物料应当流经较易清洗的一侧。对于直管管束，＋般应走内，但当管束可以拆出清洗时，也可以走管外。

　　，可以沿管长

　　需要提高流速以增大其给热系数的流体应当走管内因为管内截面积通常都比管间

　　板仍用法兰与

　　③具有腐蚀性的物料应走管内，这样可以用普通材料制造壳体，而管束、管板和封头的截面积小，而且易于采用多管程以增大流速。

　　青洗都比较方

　　较多，造价也

　　仍要采用耐蚀材料。

　　④压力高的物料走管内，这样外壳可以不承受高压。

　　204化工原理

　　体两端的法兰相连，必要时，可将顶盖拆卸，以进行检修或清洗。

　　图6-8所示为单壳程设有折流挡板的双管程列管式换热器。常用的折流挡板形式有圆

　　缺形（也称弓形）和交替排列的圆盘和环形两种。如图6-9所示。其中尤以前者采用

　　列管式换热器在操作时，由于冷、热两流体温度不同，使壳体和管壁的温度互有差异

　　较多。

　　这种差异使壳体和管子的热膨胀程度不同，当两者温差较大（50℃以上）时可能将管子曲，或从管板上拉松，甚至毁坏整个换热器。对此，必须从结构上考虑热膨胀的影响，采用

　　不同，主要有以下几种。

　　不易结垢的场合。

　　图6

　　（3）

　　一固定管

　　由于

　　图6-8有折流挡板的双管程列管式换热器

　　外壳无关

　　1一壳体；2一折流挡板；3-隔板

　　也可使

　　（二

　　60

　　88

　　0

　　在选

　　oo

　　oooooo

　　o

　　8

　　8

　　的处理量

　　oo

　　o

　　oooooo

　　oo

　　ooo

　　度由工艺

　　oo

　　ooo

　　oooo

　　oo

　　哪一个走

　　8

　　o

　　和管子相

　　（a）圆缺形

　　响着给热

　　（b）圆盘和环形

　　参数，通

　　图6-9折流挡板

　　当壳体和管束之间的温差较大（大于50℃）而壳体承受压力不太高时，仍可采用固定

　　艺要求为

　　管板式，但需在壳体上加上热补偿结构以消除过大的热应力。图6-10所示为壳体上具有补器的设计

　　偿圈（或称膨胀节）的固定管板式换热器。

　　1.

　　（2）浮头式换热器当壳体与管束间的温差比较大，而管束空间经常需要清洗时可以采用这种形式。

　　在换

　　原则。

　　其结构如图6-11所示，两端的管板有一端（图中为下端）不与壳体相连，可以沿管长

　　①

　　管内，但

　　②

　　因而较高。

　　的截面积

　　③

　　仍要采用

　　④

　　口5流出，

　　二）喷淋式换热器

　　的直径大于

　　喷淋式换热器通常用于冷却（冷凝）管内的流体将蛇管成地固定于钢架上，如

　　第六章传热设备203

　　压力通常不

　　设挡板或使

　　5所示。被冷却的流体在管内流动，冷却水由管上方的水槽3经分布装置均匀淋下。管之间装有齿形檐板4，使自上流下的冷却水不断重新分布，再沿横管周围管下降。*落人水池中。喷淋式蛇管换热器除了具有沉式蛇管的结构简单，造价便宜。能承受高可用不同材料制造等优点外，它比沉浸式更便于检修和清洗。从热流体中取走相同热量情况下，由于喷淋冷却水的部分汽化，冷却水量较少，管外给热系数和传热系数通常也沉浸式的大。其*大缺点是喷淋不易均

　　（a）］或由

　　同时喷淋式蛇管换热器要产生大量水

　　盘成一个平而只能安装在室外，还要定期清除管外

　　截面A一A

　　管的形状，积垢，

　　壁上，这在

　　四、套管式换热器

　　将两种直径大小不同的直管装成同心

　　套管，每一段套管称为一程，每程的内管

　　下一程的内管顺序地用回弯头3相连

　　，而外管则与外管互连，如图6-6所示，

　　图6-6套管式换热器

　　成为套管式换热器。这种换热器的程数

　　1一内管；2一外管；3一回弯头

　　均与总管连接而并联使用。

　　进行热交换时使一种流体在内管1中流动，另一种流体则在套管间的环隙中流动。用蒸

　　液体，体下方进套的，流过各上方出

　　人*上方套管的环隙，冷凝后的冷凝液由*下方套管排出。

　　套管式换热器是用标准管与管件组合而成，构造比较简可调节流速

　　加工方便，排数和程数的伸缩性也很大，可以根据需要

　　增加或拆减套管段数。适当地选择内管和外管的直径，可使

　　两种流体都达到较高的流速，从而提高传热系数；而且两种

　　流体可以严格逆流流动，使平均温差亦为*大。

　　另一方面，套管式换热器的缺点主要有：接头多而易漏；

　　占地面积较大，单位传热面积消耗的金属材料量大。因此它

　　较适用于流量不大，所需传热面积不多的场合

　　五、列管式换热器

　　n根管束并联的形式

　　列管式换热器又称管壳式换热器，已有较长的历史，至

　　奶是应用*广泛的一种换热设备。与前面提到的几种间壁

　　热器相比，单位体积的设备所能提供的传热面积要大得多，

　　热效果也较好。由于结构紧凑、坚固，材料较省、且能选

　　种材料来制造，故适应性较强，尤其是在大型装置和高

　　，高压中得到普遍采用。

　　列管式换热器主要由壳体、管束、管板和顶盖（又称封

　　（-）列管式换热器的构造和形式

　　图6-7单程列管式换热器

　　换热器的

　　1一壳体；2一顶盖；3一管束；

　　的截面比）等部件构成，如图6-7所示。管束3安装在壳体1内，两

　　4一管板；5，6一接管

　　置，则传固定在管板4上，固定的方法常用胀管器使无缝管胀大变

　　形而固定在管板的开孔中，称为胀管法。顶盖2用螺钉与壳

　　206化工原理

　　⑤温度很高（或很低）的物料应走管内以减少热量（或冷量）的散失。当然，如果为

　　4.阻

　　列管式

　　了更好地散热，就要让高温的物料走壳程。

　　⑥蒸汽一般通人壳程，因为这样便于排出冷凝液，而且蒸汽较清洁，其给热系数又与

　　（1）管

　　等局部损失

　　⑦黏度较大的物体（μ＞1.5～2.5 mPa?s），一般在壳程空间流过，因在设有挡板的壳

　　流速关系不大，

　　程中流动时，流道截面和流向都在不断改变，在低Re下（Re＞100）即可达到湍流，有利式中，F

　　于提高管外流体的给热系数。

　　2mm的管

　　以上各点常常不可能同时满足，有时还会相互矛盾，故应根据具体情况，抓住主要方相同）。

　　面，做出适宜的决定。

　　每程1

　　2.流速的选择

　　体在或中的，不仅直响热系数的数，而响的长

　　式中，d、

　　率，从而影响传热系数的大小。特别对于含有泥沙等较易沉积颗粒的流体，流速过低甚至可

　　每程

　　能导致管路堵塞，严重影响设备的使用。但增大流速又会使压力损失显着增大，因此，选择

　　适宜的流速十分重要。表6-1列出了某些流体工业上常用的流速范围，以供参考。

　　（2）

　　表6-1列管式换热器某些流体常用的流速范围

　　流速/m·s-1

　　式较多，

　　流体种类

　　流体种类

　　流速/m＊s1

　　管程

　　壳程①

　　管程

　　壳程

　　冷却水

　　1～3.50.5～1.5油蒸气

　　式中，△p

　　一般液体（黏度不高）0-5--3.0

　　5～15

　　3～6

　　0.2～1.5气体

　　5～30

　　3～15

　　F为壳程

　　低黏油

　　0.8～1.80.4～1.0气液混合流体

　　2～6

　　高黏油

　　0.5～3

　　0.5～1.50.3～0.8

　　而

　　①壳程流速的计算参阅式（5-74）。

　　3.换热管规格及其在管板上的排列方法

　　对于洁净流体，列管式换热器中所用的管子直径可取得小些，这样单位体积设备的传热

　　式中，F

　　面积就能大些。对于不太清洁、黏度较大或

　　列取0.3；

　　易结垢的流体，管径应取得大些，以便清洗

　　及避免堵塞。管子在管板上的排列方法常用

　　的有正三角形和正方形两种，如图6-13（a）、

　　（a）正三角形排列（b）正方形排列

　　（b）所示。正三角形排列比较紧凑，在一定

　　（c）正方形错列

　　图6-13

　　管子在管板上的排列

　　的壳径内可排列较多的管子，且传热效果较

　　式中，po

　　好，但管外清洗较为困难。按正方形排列时，

　　为按壳程

　　管外清洗方便，适用于流经壳程中的流体易

　　结垢的情况，其传热效果较之正三角形排列要差，但如将安放位置斜转45，成为错列

　　上的管数

　　列，如图6-13（c）所示则传热效果会有所改善。

　　目前我国的系列标准中*常采用的管径为25mm×2.5mm和19mm×2mm两种规格，对一般是的其中定式热器采25mm2.5mm的管，正三角形排列；在浮头式换热器中采用19mm×2mm的管，正三角形排列，而采用25mm×

　　式中，n

　　2.5mm的管则采用正方形排列。按选定的管径和流速可以确定管数，再根据所需的传热面

　　5.列

　　积，就可以求得管长。但管长L又应与壳径D相适应，一般L/D为4～6。同时也应根据出

　　（1）

　　厂的钢管长度合理截用，如国内生产的无缝钢管长度一般为6m至12m，故系列标准中换

　　（2）

　　热管的长度分为1.5m、2m、3m、4.5m、6m或9m几种，而以3m、4.5m、6m*为普遍。

　　体走壳程

　　步选定适

　　（3）

　　或满足要

　　如果为

　　4.阻力损失的计算

　　列管式换热管中阻力损失（压降）的计算，包括管程和壳程两个方面。

　　第六章传热设备

　　（1）管程阻力损失管程总阻力损失△p、应是各程直管损失△p；与每程回弯和进出口

　　207

　　系数又与

　　当板的壳

　　局部损失△p之和。因此可用下式计算管程总压降△p

　　流，有利

　　△p1＝（△p1＋△p1）F1NsN

　　主主要方

　　中，F:为管程结垢校正系数，对于25mm×2.5mm的管，F，＝1.4对于19mm×

　　mm的管，F＝1.5；N。为壳程数，即串联的换热器数；N为每壳程的管程数（各壳程

　　（6-1）

　　相同）。

　　每程直管的压降

　　增长速

　　式中，d、l为管内径和每根管的长度。

　　p1＝

　　（6-2）

　　纸甚至可

　　每程局部阻力引起的压降（包括回弯和进、出口）

　　，选择

　　p

　　△p:＝—

　　2

　　（2）壳程阻力损失由于壳程的流动状态较复杂，对其阻力失△提出的计

　　2

　　（6-3）

　　式较多，结果颇有出入。下面推荐常用的埃索法

　　△ps＝（△p1＋△p2）FN3

　　程①

　　（6-4）

　　～6

　　式中，△P1为流体横向通过管束的阻力损失；△p2为流体通过折流挡板缺口的阻力损失；

　　15

　　F，为壳程结垢校正系数，对于液体取1.15，对于气体或蒸汽取1.0。

　　5～3

　　而

　　△p1＝Ffonc（NB＋1）

　　（6-5）

　　Ape＝Ne（3.5 23.

　　（6-6）

　　的传热

　　式中，F为管子排列方式校正系数，正三角形排列取0.5，正方形斜转45°取0.4，正方形直

　　较大或

　　列取0.3；NB为折流挡板数；f。为壳程流体的摩擦系数，当Re。＞500时，有

　　5.0

　　（6-7）

　　更清洗

　　fo＝

　　Re0.228

　　去常用

　　3（a）、

　　Reo-wodopo

　　po

　　一定

　　果较

　　，p。为壳程流体的密度，kg·m3；μ。为壳程流体的黏度，Pa?s；d。为管外径，m：

　　列时，

　　为按壳程*大截面积［式（5-74），S。＝h（D-ned）］计算的流速，m＊s；n为管束中心线

　　（6-8）

　　体易

　　上的管数，按下式取整数

　　（6-9）

　　列排

　　正三角形排列，n2≈1.1√n

　　正方形排列，n2≈1.19√n

　　种规

　　式中，n为换热器总管数。

　　三角

　　（1）计算热流量及平均温差按估计的传热系数，估算传热面积。

　　5.列管式换热器的选用和设计计算步骤

　　nmX

　　热面

　　（2）试选适当型号的换热器在选定换热器的形式并确定哪一种流体走管程和哪一种流

　　据出

　　体走壳程的基础上，选择流体的流速以确定管程数N，从系列化标准（见附录十九）中初

　　中换

　　步选定适合型号的换热器。

　　*为

　　（3）根据初选的换热器及折流挡板间距h，计算管程、壳程的阻力损失，检查是否合理或满足要求。若不符要求，需另选其他型号的换热器或调整间距h，重新计算，直到满足要

　　208化工原理

　　在决定管

　　求为止。一般来说，液体流经换热器的阻力损失为10～100 kPa，气体为1～10kPa；过大，则动力消耗（运行费）甚大；过小，则设备没有充分利用（传热系数小）。选型设计时，应

　　按表6-1，管

　　在阻力损失与传热系数间权衡，使在满足工艺要求的前提下，能够经济合理。

　　1m·s-1。设所

　　（4）核算传热系数和传热面积分别计算流经管程和壳程的给热系数，确定污垢热阻，求出传热系数和所需的传热面积。与原选用换热器的传热面积比较，一般应比计算值大10％～25％为宜。否则要另选适合的换热器，重复（3）、（4）的计算。

　　解得n＝42相

　　【例6-1】某炼油厂用175℃的柴油将原油从70℃预热至110℃。已知柴油的处理量为 kg?hl，柴油的密度为715 kg·m3，定压比热容为 2.48 kJ·kg-1K1，热导率为

　　若选用6

　　0. 133 WmK＇，黏度为 0.64 mPa?s。原油处理量为 kg?h＇，密度为 815 kg?m3，定压

　　比热容为 2.2 kJ·kgK1，热导率为0.128 W·mK1，黏度为 3 mPa·s。换热管两侧污

　　得相近浮头

　　垢热阻均可取为0.m2·K·W-1。两侧的阻力损失均不应超过30 kPa。试选用一适

　　项

　　当型号的列管式换热器。

　　解（1）计算热流量及平均温差。按原油加热所需来计算换热器的热流量

　　壳径D（DN）

　　管程数N2（N

　　Q＝m，2＜p2（t2-t1）＝×2.2×（110-70）＝3.87×106 kJ?h-或 1.076 ×106 W

　　管数n

　　由热量衡算式

　　中心排管数n

　　管程流通面积

　　Q＝ms1cp1（T1-T2）＝ms2cp2（t2-t1）

　　得

　　T2＝T1

　　Q

　　3.87×106

　　可对表

　　＝175

　　＝175-46＝129℃

　　ms1cp1

　　×2.48

　　①每程

　　计算逆流平均温度差△tm，逆

　　（0.02）2×47

　　柴油175℃129℃

　　②传热

　　原油110℃-70℃

　　于管长的一

　　温差65℃59℃

　　③中心

　　△tm，逆65＋59

　　2＝62℃

　　为100；现

　　按逆流计算的平均温差△m，逆应乘校正系数，选换热器的流动类型为符合图5-19（a）

　　的1壳程、偶数管程。计算参数P及R

　　取整n2＝16

　　t2-t_110-70

　　P-T1-t1 175-70

　　＝0.38

　　（3）阻

　　①管程

　　R＝T1-T2175-129

　　t2-t1110-70＝1.15

　　流速

　　按图5-19（a）查得＝0.91，符合≥0.9的要求，得

　　△tm＝62×0.91＝56.4℃

　　雷诺数

　　为求得传热面积A，需先求出传热系数K，而K值又与给热系数、污垢热阻等有关。

　　在换热器的直径，流速等参数均未确定时，给热系数也无法计算，所以只能进行试算。

　　摩擦系数

　　表5-5，有机溶剂和轻油间进行换热时的K值大致为120～400 W·m2K1，先取K值为

　　250W·m2K-1，则所需传热面积为

　　0.005；根

　　A＝Q1.076×106

　　管内阻力损

　　KAtm 250×56.4＝76.3m2

　　回弯阻力损

　　垢，以采用浮头式列管换热器为宜。柴油温度高，走管程可以减少热损失，且原油黏度较

　　大，当装有折流挡板时，走壳程可在较低的Re下达到湍流，有利于提高壳程一侧的给热

　　管程总损失

　　系数。

　　②壳

　　计算截面积

　　六、换热器的强化途径

　　所谓换热器的强化，就是力求使换热设备的传热速率尽可能增大，力图用较少的传热面

　　第六章

　　传热设备211

　　较小体积的设备来完成同样的传热任务。从传热速率方程Q＝KAM可见，增大传热数K、传热面积A或平均温差△t。均可使传热速率Q提高，但换热器的强化应主要从传程的研究和传热设备的改进着手，提高现有换热设备的生产能力和创造新型的高效换热器。

　　下面从传热速率方程出发，从三方面来探讨强化措施

　　52

　　（1）单位体积内的传热面积A.可从改进传热面的结构着手。例如翅片管换热器，就是

　　提高传热推动力一平均温透过

　　热管的外表面、内表面带有各种形状的翅片；或者以各种波纹管代替光管，如图6-14标。这样不仅增加传热面积，同时也增大流体的湍动程度，从而提高热流量Q。特别在给系数小的一侧采用翅片，对提高传热系数更是有效，一些高效紧凑换热器（如下面将讨论的板式换热器、板翅式换热器等）就是从结构上加以改进，以达到强化传热的目的。

　　kPa

　　适用。

　　（a）波纹管换热器

　　（b）几种波纹管

　　图6-14波纹管换热器及波纹管

　　如果进行换热的两种流体在工艺上允许直接接触，则设法增大两流体相间的接触面积及的湍动程度，也就增加了单位体积内的传热效果。旋流板塔和文丘里冷却器即是这种强化方法的例子。

　　（2）平均温差△t其大小主要由冷、热两种流体的温度条件所决定，一般已为工艺条件所确定。当两边流体均为变温情况时，应尽可能考虑从结构上采用逆流或接近于逆流的流得到较大的tm值。另从节能的观点出发，也应尽可能在小温差条件下进行传热。（3）传热系数K取决于两流体的给热系数、污垢热阻和管壁热阻等，管壁热阻一般小，若忽略不计，则

　　√

　　K1

　　di＋Id

　　＋＋Rs do t a2dz

　　显然，减小分母中的任一项，都可使K值增大。但因各项所占比重不同，要有效地增

　　α1

　　大K值，应设法减小对K值影响较大的项。如果污垢热阻较大时，则应主要考虑如何防止缓垢层的形成或使污垢层清洗方便等方面。当a1和a2的数值比较接近时，*好能同时高两流体的给热系数；而当其差别较大时，只有设法增大较小的a才能有效地提高K值。加大流速，增强湍流强度，以减少层流底层的厚度，可以有效地提高无相变流体的给热系，从而达到增大K值的目的。此外，在管内装入各种强化添加物，能使湍流程度增大，

　　面积的

　　是有破坏层流底层的作用。但与此同时，也会使流体阻力增加，管内流体流量的分配不易均以下几种新型换热器，就是分别从上述三方面着手来改进结构以提高传热速率。

　　匀，并使清洗、检修复杂化。故应**加以权衡。

　　210化工原理

　　六、换

　　/3600

　　＝0.375 ms-

　　所谓换

　　uo-

　　计算流速

　　815×0.04

　　dono po_0.025×0.375×815＝2550（＞500）

　　积或较小体

　　雷诺数

　　Reo＝

　　3×10-3

　　系数K、传

　　10

　　5.0

　　热过程的研

　　5.0

　　摩擦系数

　　so＝

　　Re0..228＝0.836

　　热器。

　　下面从

　　（1）单

　　折流挡板数

　　NB--1-0.22-1-29

　　Apt＝Ffon2（NB＋1）（m）＝0.4×0.836×16×（29＋1）（815×0.3752

　　在换热管的

　　管束损失

　　2

　　所示。这样

　　＝160.5×57.3＝9200Pa

　　热系数小的

　　p2＝Na（3.5-）（）＝29×（3.5-22）×57.3＝4710Pa

　　的板式换热

　　缺口损失

　　壳程损失

　　Aps＝（△p1＋△p2）FsNs＝（9200＋4710）×1. 15×1＝ Pa或 16. 0 kPa

　　核算下来，管程及壳程的阻力损失都不超过30 kPa，又不是太小（大于10 kPa），适用。

　　（4）传热计算

　　①管程给热系数a1。以上已算出Re1＝，现再算Pr1。

　　Pri

　　Cpi（2.48×103）（0.64×10-3）

　　入

　　＝11.93

　　0.133

　　Nu1＝0.023×.8×11.930.3＝133.5

　　a.-N.（）-133.5×（）-888 W-m2K

　　②壳程给热系数a。按式（5-72）：Nu。＝0.36Re:55Pr1/3（μ/μw）0.14计算a。

　　前已算出Re。＝2550

　　如果进

　　相间的湍动

　　而

　　Pro＝2.2×103×3×10-3

　　0.128

　　＝51.6

　　化方法的例

　　现原油被加热，（μ/μw）大于1，可取为1.05。

　　（2）平

　　故

　　Nu。＝0.36×.55×51.61/3×1.05＝0.36×74.7×3.72×1.05＝105.1

　　件所确定。

　　向以得到较

　　a＝105.1×（0.128/0.025）＝538W.m2.K-

　　③传热系数。按管外面积计算，略去管壁热阻。

　　（3）传

　　很小，若忽

　　（）＋n（）＋＋888×1.25＋（1.25＋1）×0.＋

　　＝10-4×（14.08＋3.87＋18.58）＝36.53×10-

　　538

　　104

　　K。-36.53

　　5＝274W.m-2.K-1

　　显然，

　　④

　　大K值，

　　所需的传热面积A。

　　或延缓垢层

　　Q

　　提高两流体

　　A。＝Ko△tm

　　1.076×106

　　与换热器列出的面积A＝86.9m2比较，有近25％的裕度。从阻力损失和传热面积的

　　274×56.4＝69.6m2

　　加大流速，

　　核算看，原选的换热器适用。

　　数，从而这

　　且有破坏层

　　匀，并使清

　　以下几

　　过大，

　　时，应

　　在决定管数和管长时，首先要选定管内流速u，柴油的黏度小于1mPa?s为低黏油，按表6-1，管内流速范围为0.8～1.8m·s。因管长可能较大（管程数较多），取＝

　　第六章

　　传热设备209

　　热阻，

　　值大

　　jms。设所需单程管数为n，25 mm×2.5mm的管内径为0.02m，从管内体积流量

　　1＝n4×0.022×1.0×3600＝

　　

　　理量

　　得n＝42根。又由传热面积A＝nxd。l＇＝76.3m2，可以求得单程管长

　　715＝47.6m3?h

　　t＇＝

　　76.3

　　率为

　　42×π×0.025

　　＝23.1m

　　定压

　　则污

　　若选用6m长的管，4管程，则一台换热器的总管数为4×42＝168根。查附录十九得相近浮头式换热器的主要参数，见表6-2。

　　适

　　项目

　　表6-2例6-1初选浮头式换热器的主要参数

　　数据

　　壳径D（DN）

　　600mm

　　项目

　　管程数Np（N）

　　4

　　管尺寸

　　管长1（L）

　　数据

　　管数n

　　188

　　管排列方式

　　25mm×2.5mm

　　中心排管数n

　　10

　　6m

　　管程流通面积S

　　0.0148m2

　　管心距

　　正方形斜转45°

　　传热面积A

　　t＝32mm（与固定管板式相同）

　　86.9m2

　　可对表6-2中查得的数据核算如下。

　　①每程的管数n1＝总管数n/管程数N2＝188/4＝47，管程流通面积S＝（π/4）（0.02）2×47＝0.m2，与查得的0.0148m2很好符合。

　　②传热面积A＝πd。ln＝π×0.025×6×188＝88.5m2，比查得的86.9稍大，这是由于管长的一小部分需用于在管板上固定管子。应以查得的A＝86.9为准。

　　③中心排管数n，查得的n＝10似乎太小，按图6-13（c）排列，n＝10时，n*多为100；现未知浮头式4管程的具体排管方法，暂存疑。以下按式（6-9）计算：

　　a）

　　nc＝1.19√n＝1.19√188＝16.3

　　取整nc＝16。

　　（3）阻力损失计算

　　①管程

　　流速

　　vi/.6/3600＝0. 895 ms-1

　　ui

　　S

　　0.0148

　　雷诺数

　　diuii0.020×0.895×715＝

　　0.64×10-3

　　擦系数取管绝粗糙度e＝0.1mm（表1-1），对糙度e/d＝0.1/20＝

　　Rei＝

　　管内阻力损失△p1＝1

　　（ip）＝0.035×0.2×（0.8953×715）＝10.5×286＝3010Pa

　　0.005；根据Re＝2×104，查图1-27，得＝0.035。

　　回弯阻力损失

　　Ap1＝3x（）3×286＝858Pa

　　管程总损失

　　＝（3010＋858）×1.4×1×4＝ Pa或21.7 kPa

　　△p1＝（△p1＋△p1）F1NsNp

　　②壳程

　　S＝h×（D-nedo）＝0. 2×（0. 6-16×0.025）＝0.04 m2

　　取折流挡板间距h＝0.2m

　　计算截面积

　　212化工原理

　　程。例如在

　　板式换热器具有传热效果好、结构紧凑等优点，是一种新型换热器。在温度不太高和压

　　七、板式换热器

　　程。另外，

　　来调节流道长

　　力不太大的情况下，应用板式换热器较为有利。

　　④金属

　　板式换热器由传热板片、密封垫片和压紧装置三部分组成。作为传热面的板片可用不同

　　⑤板片

　　的金属（如不锈钢、黄铜、铝合金等）薄板压制成型。由于板片厚度一般仅0.5～3mm，其刚度不够，通常将板片压制成各种槽形或波纹形的表面，如图6-15所示为人字形波纹板、

　　主要缺

　　这样既增强了刚度以防止板片受压时变形，同时也增强了流体的湍动程度，并加大了传热面

　　①允许

　　积。每片板的四个角上各开一个孔，板片周边及孔的周围压有密封垫片槽。密封垫片也是板同时也受板

　　式换热器的重要组成部分，一般由各种橡胶、压缩石棉或合成树脂制成。装置时先用黏结剂

　　②操作

　　低于130℃

　　允许或阻止流体进入板面之间通道的作用。将若干块板片按换热要求依次排列在支架上，由

　　③处理

　　压板借压紧螺杆压紧后，相邻板间就形成了流体通道。借助板片四角的孔口与垫片的恰当布限制。

　　、置，使冷、热流体分别在同一板片两侧的通道中流过并进行传热。除两端的板外，每一板片

　　关于板

　　都是传热面。采用不同厚度的垫片，可以调节通道的宽窄。

　　很多研究者

　　不同。对于

　　当Re＜25

　　OSII

　　＜＜

　　即

　　热流体

　　热流体

　　当Re＞40

　　冷流体

　　冷流体

　　式中当量直

　　210

　　360

　　式中，B为

　　（a）

　　（b）

　　八、螺

　　图6-15板式换热器的板片（a）

　　和人字形波纹板片结构（b）

　　图6-16板式换热器流向示意图

　　螺旋板

　　结构较紧凑

　　增减。

　　图6-16所示为板式换热器中冷、热流体的流向。板片数目可根据工艺条件的变化而

　　螺旋板

　　有定距柱用

　　板式换热器目前广泛应用于食品、轻工和化学等工业。

　　可增强螺旋

　　板式换热器的主要优点如下。

　　有隔板，使

　　①传热系数高。例如水对水之间的传热，K值在1500～4700 W·m2?K-1之间，而在列部和底部有

　　管式换热器中K值一般为1100～2300W·m2·K1。这是由于在板式换热器中，板面有波纹人口接管。

　　或沟槽，可在较低流速下（例如对于人字形板片，Re＞40）.即达到湍流，故传热系数高，而阻力损失并不大。此外，污垢热阻也较小。

　　进出口位于

　　②结构紧凑，单位体积设备提供的传热面积大。板间距为4～6mm时，常用的板式换热则设在圆鼓

　　器每立方体积可具有250m2以上的传热面积，列管式换热器一般在m2之间。

　　旋板为传热

　　③操作灵活性大。只要在适当位置安设中间隔板，可以在同一设备中同时进行几种过做逆流流动

　　螺旋板

　　由于板片的形式多种多样，对不同计算公式，临界Re值相差很大，一般在150～500之间。

　　①传

　　动时，流体

　　1400～1800

　　不太高和压

　　例如在食品工业中，可用同一台板式换热器来进行灭菌加热、热量回收和冷却等几种过外，可根据需要用调节板片数目的办法来增减传热面积，或利用板片排列方式的不同节流道长短的办法，适应冷热流体流量和温度变化的要求第六章热设备

　　113

　　片可用不同

　　5～3mm，

　　形波纹板。

　　④金属消耗量低。与列管式换热器相比，每平方米的传热面约可减少一半

　　板片加工制造以及检修、清洗都比较方便。

　　主要缺点如下。

　　大了传热面

　　垫片也是板

　　元用黏结剂

　　①允许的操作压力比较低。因受垫片沟槽结构和垫片种类的限制，压力过高容易漏，也受板片刚度的限制，操作压力一般低于1.5MPa，*高不超过2MPa

　　从而起到

　　②操作温度不能过高。因受垫片耐热性能的限制，如对于合成橡胶垫片，操作温度应于130℃、压缩石棉垫片也应低于250℃。

　　支架上，由

　　的恰当布

　　处理量不大。因两板间的距离仅几毫米，流通截面较小，流速又不大，处理量受到

　　每一板片

　　关于板式换热器给热系数的计算式大多采用下列形式。

　　Nu＝CRe＂Pr＂（上0.14

　　lw

　　研究者对不同结构的板片进行实验所得到的关联式，只是在系数C和指数m、n上有所

　　（6-10）

　　，对于人字形板片可采用下列计算式。

　　当Rr＜25（层流）时，

　　Nu＝0.755Re0.46Pr1/30.14

　　μw

　　（6-11）

　　＝0.755（）（））

　　0.46

　　（6-11a）

　　Re＞40（湍流）时，

　　0.14

　　热流体

　　Nu＝0.52Re0.61Pr1/3

　　（6-12）

　　冷流体

　　钟当量直径de为

　　d e＝4Bb≈2b

　　2（B＋b）

　　钟，B为宽度；b为两相邻板间的间距，一般B＞b，故d≈2b

　　八、螺旋板式换热器

　　板式换热器也是发展较早的一种由板材制造的换热器。它同样具有传热系数较大构较紧凑等特点。

　　螺旋板式换热器由两张薄板平行卷制而成，形成两个互相隔开的螺旋形通道。两板之间焊

　　的变化而

　　柱用以保持其间的距离，同时也

　　增强螺旋板的刚度。在换热器中心装

　　板，使两个螺旋通道分隔开。在顶

　　，而在列底部有盖板或封头以及两流体的出

　　面有波纹接管。如图6-17所示，一般有一对

　　系数高，出口位于圆周边上，而另一对进出口

　　在圆鼓的轴心上。冷热两流体以螺

　　板式换热为传热面分别在板片两边的通道内

　　之间。

　　流流动并进行换热。

　　行几种过

　　螺旋板换热器的优点如下。

　　图6-17螺旋板式热交换器

　　①传热系数高。流体在螺旋板间流

　　1，2一金属片；3隔板；4，5一冷流

　　时，流体的流向不断改变，所以Re在

　　体连接管；6.7一热流体连接管

　　～1800之间即形成湍流，而允许流

　　214化工原理

　　速可达2m·sl，故传热系数较大。如水对水的换热，其传热系数可达2000～3000W·m2K1。②不易结垢和堵塞。由于流体的流速较大，且在螺旋形通道中流过，故对污垢起一定冲刷作用，流体中的悬浮物亦不易沉积下来。

　　能充分利用温度较低的热源。

　　④结构紧凑，制作简便。单位体积的传热面积约为管壳式的3倍，也是用金属板材代替管材。

　　主要缺点如下。

　　①操作压力和温度不能太高。一般只能在2MPa以下和300～400℃以下操作。

　　括平隔板和

　　②不易检修。因整个换热器已卷制焊接为一整体，一旦发生中间泄漏或其他故障，就

　　板和翅片的

　　很难检修。

　　构上连接处

　　③流体在换热器内作螺旋式流动，加上定距柱对流体流动的干扰作用，因而同样物料

　　左右。铝合

　　在相同流速的条件下，阻力损失较大。例如在同样的操作条件下，若以列管式换热器克服体阻力的动力消耗为100，螺旋板式换换器约为300，而板式换热器约为95。

　　20％～50％

　　对于无相变流体在螺旋通道中流动时的给热系数，可按下式计算

　　围内使用，

　　Nu＝0. 04Re0.78 Pr0.4

　　相变的换热

　　（6-13）

　　式（6-13）是用定距柱的直径为10mm、中心距为100mm并做菱形排列的换热器所得

　　错流以外，

　　实验数据综合而得。

　　同介质在同

　　九、板翅式换热器

　　（2）传

　　板翅式换热器是一种轻巧、紧凑、高效的换热器。这种换热器*早用于航空工业，现已

　　350 W.m-2

　　在石油化工、天然气液化、气体分离等部门中广泛应用。

　　着促进湍流禾

　　板翅式换热器由若干基本元件和集流箱等部分组成。基本元件是由各种形状的翅片、平

　　其缺点是

　　隔板、侧封条组装而成。如图6-18所示，在两块平行薄金属板（平隔板）间，夹入波纹状

　　在板翅式

　　的翅片，两边以侧封条密封，即组成一个基本元件（单元体）。根据工艺要求，将各单元体进行不同的叠积和适当的排列，并用钎焊焊成一体，得到的组装件称为芯部或板束。图6-19

　　况相似。对于

　　所示为常用的逆流和错流式板翅式换热器组装件。然后再将带有流体进出口的集流箱焊接到情可查阅有关

　　板束上，就组成了完整的板翅式换热器。我国目前*常用的翅片形式主要为光直翅片、锯齿

　　十、翅片

　　翅片和多孔翅片三种，如图6-20所示。

　　在生产中

　　一侧为饱和蒸

　　小，因而成为

　　可以在换热管

　　图6-21所

　　机械法轧制、

　　的应用场合之

　　流体

　　却或冷凝管内

　　图6-18基本元件分解图

　　（a）逆流

　　空冷器主要

　　1一平隔板；2一侧封条；3一翅片（二次表面）

　　（b）错流

　　为铝制，可以用

　　板翅式换热器的优点如下。

　　图6-19板翅式换热器的板束

　　（1）结构紧凑，适应性强板翅式换热器一般用铝合金制造，轻巧紧凑，在同样传热面

　　积的情况下，板翅式换热器的重量仅为列管式换热器的1/10左右。单位体积传热面积（包

　　管速

　　第六章传热设备217

　　，加热段和冷却段都可用加装翅片的方法进行强化。因此，对热、冷两侧给热系数都很小

　　，

　　强化程度远不如管外。热管则将传统的内、外表面间的传热转化为两段管外表面的传

　　流体

　　年气传热过程特别适用。如用于回收锅炉烟气的废热以预热燃烧所需的空气，取得了明

　　星的经济效果。

　　鼓风机

　　热管还能满足某些特殊要求。如为了从釜内移出热流量很大的反应热，而将搅拌桨的轴

　　设计成带有翅片的热管，远比用夹套或蛇管有效而紧凑。电动装置

　　器的结构简图

　　习题

　　进行冷却，在排出管内汇

　　某厂需将 7500 kg·h-l的丁二烯蒸气冷凝。已知其冷凝温度为40 ℃，冷凝潜热为373 kJ＋kg，冷凝液

　　-1

　　束作为冷却剂

　　膜的密度为605 kgm3，黏度为0.150 mPa·s，热导率为0.110 W·mK1。所用冷却水的进、出口温

　　传热面积。这样，可以

　　度分别为15℃和25℃，水侧和蒸气侧的污垢热阻分别可取5.8×103m2·KW2和1.76×104mK。W。试选用一台适合的水平列管式冷凝器（设丁二烯蒸气冷凝给热系数可近似按单根管外冷凝的公如当空气流速为1、

　　式计算再乘以1/2）。

　　1100W·m22·K23，如果

　　某厂用冷却水冷却从反应器出来的循环使用的有机液。操作条件及物性如下。与没有翅片的光管相出

　　温度/℃

　　质量流量

　　比热容

　　密度

　　热导率

　　黏度

　　围。

　　液体

　　人口

　　出口

　　/kg.h-1

　　/kJ.kgK

　　/kgm

　　/W·mK-1

　　/Pas

　　有机液

　　65

　　50

　　

　　2.261

　　950

　　0.172

　　1×10-3

　　25

　　t2

　　

　　4.187

　　水

　　1000

　　0.621

　　0.742×10-3

　　传热系数K/W·m2

　　试选用一适当型号的列管式换热器。

　　180～520

　　符号说明

　　750～800

　　600～700

　　单位

　　符号

　　意义

　　单位

　　符号

　　意义

　　350～470

　　传热面积

　　m2

　　Q

　　热流量

　　w

　　A

　　q

　　热通量

　　Wm-2

　　B

　　宽度

　　m

　　kJ.kg-1K-1

　　R

　　热阻

　　m2.K.W-1

　　定压比热容

　　截面积

　　m2

　　d

　　管径

　　m

　　T

　　热流体温度

　　K或℃

　　里是在一根抽除不凝性气

　　f

　　摩擦因数

　　冷流体温度

　　K或℃

　　t

　　。当加热（吸热）段受热

　　h

　　挡板间距

　　m

　　流速

　　ms71

　　u

　　疑结放出潜热。冷凝液

　　K

　　传热系数

　　W·m-2·K-1

　　热导率

　　WmK-1

　　1

　　Pas

　　设。冷凝液的回流可以通过

　　长度

　　m

　　黏度

　　m3

　　质量流量

　　kg.s-1

　　密度

　　kgm-3

　　也可将冷却段朝上而依靠

　　p

　　p

　　压力

　　Pa＝N·m-2

　　很强。其热流量与相应臂

　　参考文献

　　内虽可加翅片或其他内

　　。

　　1朱跃利，传热过程与设备，北京；中国石化出版社，2008

　　？朱冬生等，换热器技术及进展，北京：中国石化出版社，2008

　　余建祖，换热器原理与设计，北京：航空航天大学出版社，2006

　　热

　　疑端

　　216

　　化工原理

　　等，但强化程度

　　流体入口

　　管速

　　热，加热段和

　　的气-气传热过

　　显的经济效果

　　流体出口

　　热管还能

　　设计成带有翅

　　鼓风机

　　电动装置

　　6-1某厂需将

　　图6-23空冷器的结构简图

　　膜的密度

　　图6-22翅片管的断面

　　度分别为

　　图6-23所示为一空冷器的结构简图。热流体由物料管线流经各管束进行冷却，在排出管内汇

　　w1。试选

　　集而后排出。冷空气一般由安装在管束下面的轴流式通风机向上吹过管束作为冷却剂。

　　式计算再

　　由于管外安装了翅片，既增强了管外流体的湍流程度，又增大了传热面积。这样，可以

　　6-2某厂用冷减少两边给热系数过于悬殊的影响，从而提高换热器的传热效能。例如当空气流速为1.5～4 m·sl时，空气侧（以光管外表面为基准）的给热系数α可达550～1100 W·m2K。如果

　　液体

　　入

　　以包括翅片在内的全部外表面积计算，则α为35～70W·m2K1，与没有翅片的光管相比，

　　有机液

　　空气侧的热阻显着减小。表6-3列出了一些空冷器传热系数的大致范围。水

　　表6-3空冷器传热系数的大致范围

　　试选用一

　　物料

　　传热系数K/W·m2K-1

　　物料

　　传热系数K/W·m2K1

　　轻质油

　　300～400

　　烃类气体

　　180～520

　　重质油

　　60～180

　　低压水蒸气冷凝

　　750～800

　　空气或烟道气

　　60～180

　　氨冷凝

　　600～700

　　符号

　　意义

　　合成氨反应气体

　　460～520

　　有机蒸气冷凝

　　350～470

　　A

　　传热

　　B

　　宽度

　　空冷器的主要缺点是装置较为庞大，动力消耗也大。

　　一定压

　　十一、热管换热器

　　d

　　管径

　　热管是20世纪60年代发展起来的一种新型传热元件。其原理是在一根抽除不凝性气体

　　f

　　摩擦

　　的金属管内充以定量的某种工作液体，然后封闭而成（见图6-24）。当加热（吸热）段受热h

　　挡板

　　时，工作液体发生沸腾，产生的蒸气流至冷却（放热）段，遇冷凝结放出潜热。冷凝液回到K

　　传热

　　加热段，再次沸腾，如此反复循环，热量不断由加热段传至冷却段。冷凝液的回流可以通过

　　长度

　　不同的方法。图6-24的水平管是通过管内壁芯网的毛细管作用，也可将冷却段朝上而依靠ms

　　质量

　　重力作用，回到加热段。

　　压力

　　由于沸腾和冷凝的给热系数都很大，使热管传递热量的能力很强。其热流量与相应管壁

　　温差折算得到的表观热导率，是*优良金属导热体的102～103倍。在传统的管式换热器中，管外可用加设翅片的方法强化；管内虽可加翅片或其他内插物

　　吸热

　　蒸发端

　　隔热

　　放热

　　朱跃利，传

　　冷凝端

　　朱冬生等

　　余建祖，

　　导管芯网

　　蒸气

　　图6-24热管原理图

　　传热设备

　　215

　　一定

　　（c）多孔翅片

　　作，

　　（b）锯齿翅片

　　（a）光直翅片

　　材代

　　图6-20板翅式换热器的翅片形式

　　括平隔板和翅片两部分）一般能达到2500m2·m3，*高可达4000 m2·m3以上。虽然平隔

　　光

　　就

　　板和翅片的材料都很薄，但因波形翅片既是传热面，又起到两平隔板之间的支撑作用，且结构上连接处之间的距离短，因而板翅式换热器具有较高的强度，能承受的压力可达5MPa

　　勿料

　　左右，铝合金材料的热导率高，在零度以下操作时，延展性和抗拉强度可比常温下提高

　　流

　　20％～50％，因此，由这种材料制作的换热器操作范围宽广，可在200℃至接近**零度范围内使用，尤其使用于低温或超低温场合。既可用于气体-气体、气体-液体、液体-液体等无相变的换热，也可用作冷凝器和蒸发器，其适应性强。流体的流向除图6-19所示的逆流和

　　13）

　　流以外，可利用单元体不同的叠积和排列使流体做并流或错逆流结合等流动，或使多种不

　　得

　　（2）传热系数大以平隔板为基准，强制对流时的传热系数，空气为35～50WmK、油类为120～1750Wm2K1。这是由于各种形状的翅片在不同程度上起

　　同介质在同一设备内进行换热。

　　其缺点是制造工艺比较复杂，清洗和检修困难，因而要求换热介质清洁。

　　着促进湍流和破坏层流底层的作用。

　　在板翅式（光直型翅片）换热器中，流体无相变时的传热和流体力学特性与管内流动情

　　平

　　状

　　祝相似。对于其他形式的翅片，由于流体流动状态的改变，与管内流动情况差别较大，其详

　　体

　　情可查阅有关资料中所列的实验数据、图表和设计方法。

　　19

　　十、翅片管换热器及空气冷却器

　　到

　　在生产中经常遇到换热面两侧给热热阻悬殊的情况：一侧为气体（或高黏度液体），另

　　齿

　　一侧为饱和蒸气冷凝（或低黏度液体）。这时，由于气体（或高黏度液体）侧的给热系数很

　　小，因而成为整个传热过程的控制因素。为了强化传热，就必须减少这一侧的热阻。因此，

　　可以在换热管给热系数小的一侧加上翅片。

　　图6-21所示为工业上广泛应用的几种翅片形式，翅片分为横向和纵向两大类，可以用

　　机械法轧制、焊接或铸造，也可用厚壁管径向滚压而成，后者称为螺纹管。翅片管较为重要

　　的应用场合之一是空气冷却器（简称空冷器）。它以空气为冷却剂在翅片管外流过，用于冷

　　却或冷凝管内通过的流体，特别适用于缺水地区。

　　空冷器主要由翅片管束构成，常用的是水平横向翅片管。管材本身大多仍用碳钢，但翅片多

　　为铝制，可以用缠绕、嵌镶等办法将翅片固定在管子的外表面上。图6-22所示为翅片管的断面。

　　面

　　（a）纵向翅片

　　包

　　图6-21常见的几种翅片形式

　　（b）横向翅片

　　真空蒸发:

　　加热蒸汽的饱和蒸汽压

　　1、降低溶液沸点

　　个

　　操湛点提高蒸发传热推动tm＝T-t

　　21溶质浓定p个，t个；Put。

　　4p.t.变

　　可使

　　减少热损失

　　冷凝和液体

　　蒸发需要注

　　（1）

　　2操作压强P，x个，七个

　　3同一P，同一x，七取决于原料种第七章

　　蒸

　　发

　　3缺点（真空蒸发）

　　1点t黏度

　　下，其蒸

　　发溶液时的

　　非性

　　2操体压强p进点

　　发需要考虑

　　溶质:无挥发性

　　△

　　**节概

　　述

　　2设备费增加

　　所需化替于的

　　（2）

　　溶剂:有～

　　保持真空度的叫真空泵

　　用热量，

　　在化工、轻工、医药、食品等工业中，常常需要将溶有不挥发溶质的稀溶液加以浓缩，

　　蒸发要考

　　以得到浓溶液（或固体产品），例如硝酸铵、烧碱、抗生素、食糖等生产；有少数情况为

　　（3）4

　　取溶剂，如海水淡化。工业上常用的浓缩方法是将这些稀溶液加热至沸腾，使其中一部分

　　垢或析出

　　剂汽化，从而获得浓缩。这一过程称为蒸发。进行蒸发的必备条件是热能的不断供给和生成

　　强的腐蚀

　　蒸气的不断排除。进行蒸发过程的设备称为蒸发器蒸发的推动为

　　所必须考

　　（一）蒸发的基本流程

　　本章的

　　蒸发目的:

　　图7-1所示为硝酸铵水溶液蒸发的简化流程。

　　（真佳

　　1.满足工艺条件要求

　　抽出不凝性气体

　　为什么二次蒸汽需排出？室，在

　　2获得固体产品or浓缩液

　　冷却水

　　腾汽化

　　开始时水中的水分子进入气相，但由

　　于密闭，经过某时刻后必达平衡

　　一、

　　3获得溶液的溶剂

　　0

　　蒸发器

　　对于

　　二次蒸汽

　　生的蒸

　　①水

　　蒸发方式:

　　冷凝器

　　夹带的

　　即达到饱和状态；若要使稀溶

　　②加

　　自然蒸发，t＜t

　　而除去

　　化为水蒸气，必须将平衡破坏

　　③蒸

　　料液

　　的，但

　　2.沸腾～，t＝t

　　条件下

　　排除二次蒸汽，才能使蒸发持续

　　这些

　　加热蒸汽

　　3

　　（

　　进行。

　　方程来解

　　I

　　（一）

　　二次蒸汽需不断

　　冷凝水

　　排除

　　蒸发的

　　1.蒸

　　是水蒸

　　如图

　　蒸发条件:

　　饱和温度

　　1.热量需不断供给

　　完成液

　　个

　　U

　　（或生蒸汽），后者称为二次蒸汽。

　　的溶质将

　　水

　　2

　　（三）分类

　　图7-1

　　tm＝T—t沸点

　　用的*多

　　硝酸铵水溶液蒸发流程

　　由此，可

　　1一加热管；2一加热室；3一中央循环管；（1）按蒸发器操作空间的压力分类可分

　　真空度是二次蒸汽冷凝产生的

　　发室：5一除沫器；6一冷凝器

　　为常压、加压或减压（即真空）蒸发。上述硝

　　止

　　次蒸汽与

　　酸铵溶液的蒸发即为真空蒸发。此时，为了维

　　泵；为了在负压下将被冷凝的水排出，使冷凝器具有足够的高度而依靠重力排水（也有少数持蒸发所要求的真空度，冷凝器后连有真空

　　完成液的

　　情况用泵抽出冷凝水）

　　具有一定流速

　　的冷凝

　　（2）按二次蒸汽利用的情况分类可分为单效和多效蒸发。若二次汽不再而沸点低可节省加热剂优其

　　接去的程，称为单效。将二蒸到另一压力较低的蒸发器

　　式中，F

　　水直接接

　　触，被迅

　　热，原来热这联，使加热蒸在

　　发过程中得到多次利用的蒸发流程称为多效蒸发不性物

　　；I

　　速冷凝成水（四）蒸发过程的特点

　　并流

　　分数。

　　体然

　　逆

　　从上述对蒸发过程的简单介绍可以看出：常见的蒸发，实质上是在间壁两侧分别有蒸汽

　　2.加

　　减小，从而产生一定真空度

　　平

　　首先

　　0本章

　　真空蒸发:

　　加热蒸汽

　　1.降低溶液沸点

　　个

　　提高蒸发传热推动tm＝T-t

　　221溶质浓定，p个，t个；Putv。

　　4D.t.不变

　　可使

　　3操作压强Px个，七个

　　3同一P，同一x，七取决于原料种第七章

　　蒸

　　发

　　3点填空意

　　1点

　　蒸

　　物

　　非挥发性质

　　2操作压强P

　　**节概

　　述

　　溶质:无挥发性

　　2设备费增加

　　下发发

　　溶剂:有

　　保持真空度的叫真空泵

　　在化工、轻工、医药、食品等工业中，常常需要将溶有不挥发溶质的稀溶液加

　　用以得到浓溶液（或固体产品），例如硝酸铵、烧碱、抗生素、食糖等生产；有少数情

　　蒸剂汽化，从而获得浓缩。这一过程称为蒸发。进行蒸发的必备条件是热能的不断供给

　　蒸气的不断排除。进行蒸发过程的设备称为蒸发器

　　（一）蒸发的基本流程

　　容剂、溶质部分分离

　　发的

　　蒸发目的:

　　图7-1所示为硝酸铵水溶液蒸发的简化流程。稀硝酸铵溶液（料液）经预热后加

　　1.满足工艺条件要求

　　（真佳

　　抽出不凝性气体

　　系统真唐

　　蒸发器的下部是由许多加热管组成的

　　2获得固体产品or浓缩液

　　冷却水

　　室，在管外用蒸汽加热管内的溶液，并

　　3获得溶液的溶剂

　　腾汽化；经浓缩后的硝酸铵溶液（完成

　　二次蒸汽

　　蒸发器底部排出。蒸发器的上部为蒸发室

　　蒸发方式:

　　器

　　生的蒸汽在蒸发室及其顶部的除沫器中将

　　自然蒸发，t＜t沸

　　夹带的液沫予以分离，然后送往冷凝器被

　　2.沸腾～，t＝t

　　料液

　　而除去。蒸发过程可以是连续的也可以是

　　的，但在大多数情况下，它是在连续和稳

　　加热蒸汽

　　3

　　条件下进行的。

　　（蒸汽）

　　二次蒸汽需不断

　　稀溶液中溶剂汽化产

　　（二）加热蒸汽和二次蒸汽

　　排除

　　冷凝水

　　工业上供给热能的热源通常为水蒸气，i

　　蒸发条件:

　　1.热量需不断供给

　　饱和温度

　　蒸发的物料大多是水溶液，其蒸发出的蒸

　　完成液

　　是水蒸气。为便于区别，前者称为加热

　　2.

　　图7-1

　　tm＝T—t沸点

　　水

　　（或生蒸汽），后者称为二次蒸汽

　　硝酸铵水溶液蒸发流程

　　（三）分类

　　1一加热管；2加热室；3一中央循环管；

　　用的*多

　　真空度是二次蒸汽冷凝产生的

　　蒸发室：5一除沫器；6一冷凝器

　　（1）按蒸发器操作空间的压力分类可分

　　止

　　次蒸汽与

　　为常压、加或减压（即真空）蒸发。上述

　　酸铵溶液的蒸发即为真空蒸发。此时，为了

　　具有一定流速

　　情况用泵抽出冷凝水）。

　　持蒸发所要求的真空度，冷凝器后连有真空

　　的冷凝

　　泵；为了在负压下将被冷凝的水排出，使冷凝器具有足够的高度而依靠重力排水（也有

　　大直接

　　触，被迅

　　（2）按二次蒸汽利用的情况分类可分为单效和多效蒸发。若二次汽不再用沸点低可节省加热剂状

　　速冷凝成水

　　体积与然

　　发过程中得到多次利用的蒸发流程称为多效蒸发

　　四）蒸发过程的特点

　　并流

　　减小，从而产生一定真空度

　　逆

　　平

　　结话偏短时间

　　219

　　一、牛顿黍占性定律

　　4性

　　1、流体流动时产生内摩擦，从而阻碍流体内部相对山减少生

　　流动性质，称为流体的黏性。

　　蒸发）

　　黏度个

　　2.摩擦力F，与两流层间的速度梯度成正比少进点

　　［与两液层的接触面积S成正比，且平行；

　　所需汽化潜

　　即:FOSF＝MS

　　加以浓缩，

　　教情况为制

　　平行地作用在单位面积上的内摩擦力称为黏性剪力，

　　用t表示:中一部分溶

　　共给和生成

　　3

　　:速度梯度，即速度随垂直于管壁上距离的变化率出？

　　4M:乘占滞系数或动力黏占度，简称为重占度

　　入气相

　　5.内摩擦力与速度梯度dv/dy的一次方成正比，即使稀

　　牛顿黏性定律。衡破

　　6.符合牛顿～定律的流体称为牛顿型流体。

　　h

　　二黏占度M

　　1.从表示流体黏性大小，是流体的物理属性

　　2.M的单位:＝［］＝M＝Ms

　　M＝［Pa.S］SI制

　　可分

　　上述硝

　　Cgs制:lS＝anP（）；常用单位:OP（）

　　为了维

　　有真空

　　1cp］＝1o［Peu-s.］ 1s］＝600epI

　　有少数

　　剂优其

　　3.影向M的因素；主要是温度七的影响而直

　　器作质

　　t:液体的M；气体的u个

　　在蒸

　　黏性力:分子间吸引力，造成内摩擦力，液体主要是此原因蒸汽

　　2分子间的热运动，造成，气

　　由于蒸发过程

　　220化工原理

　　（沸点），℃；h为料液的焓，kJ?kg-＇；c。为料液的比热容，kJ?kg-1?K-1；h为完成液的烩，kJ·kg；c为完成液的比热容，kJ?kgK；c＊为水的比热容，c＂≈4.187 kJ·kgK1； h为加热器中冷凝水的焓，kJ·kg；T。为加热蒸汽的饱和温度，C；H。为加热蒸汽的焓，

　　【例7-1】kJ?kg＇；H为二次蒸汽（温度为T的过热蒸汽）的焓，kJ·kg＇；R为加热蒸汽的冷凝潜

　　和水蒸气将溶液

　　热，kJ·kg-l；r为温度为T时二次蒸汽的冷凝潜热，kJ·kg1；Q1为热损失，kJ·h-1

　　kPa（绝压），

　　当加热蒸汽的冷凝液在饱和温度下排出时，由热量衡算（见图7-2）得

　　试求:不计热

　　DHs＋Fho＝Lh＋WH＋Dhs＋Q

　　（7-3）

　　D（H3-h）＋Fho＝（F-W）h＋WH＋Q

　　（7-4）

　　1.7 BJ.kg-l.K

　　整理后得

　　解已知用式（7-3）进行计算时，必须预知溶液在给定浓度和温度下的焓。对于大多数物料的蒸发，溶液的浓缩热很小而可以不计，而由比热容求得其焓。习惯上取0℃为基准，即令0℃

　　时液体的焓为零，故有

　　hs＝c＊Ts-0＝c＊Ts

　　由式（7-1）得

　　ho＝coto-0＝coto

　　h＝ct—0＝ct

　　即

　　代入式（7-4），得

　　D（Hs-c＊Ts）＋Fcoto＝（F-W）ct＋WH＋Q

　　（7-5）

　　又已知加热蒸

　　其中料液的比热容c和完成液的比热容c可分别按比热容的加和式近似地计算如下。

　　计算T2、式

　　co＝c＊（1-xo）＋cBxo

　　c＝c＊（1-x）＋cBx

　　蒸发室压力

　　式中，cB为溶质的比热容，kJ·kgK-1。

　　又因其由溶

　　由式（7-3）或式（7-4）可解得加热蒸汽的消耗量为

　　F（h-ho＋W（H-h）＋Q1D＝

　　式中1.88

　　H3-hs

　　（7-6）

　　100℃馆

　　若忽略浓缩热，有

　　加热蒸汽相变潜热

　　（冷凝潜热）

　　68％的硝酸

　　F（ct-coto）＋W（H-ct）＋Q

　　R-H-hs

　　H—hr—蒸汽相变潜热

　　H2-h，

　　h-ct.

　　（7-6a）

　　90％的硝酸

　　考虑到H2-c＊T2＝R，H-ct≈r，故得

　　将以上数据

　　自蒸发现象:

　　∠4-h1

　　F（ct-coto）＋Wr＋Q

　　忽略热损失Q1＝0点进料

　　D

　　R

　　（7-6b）

　　若为沸点进料，即to＝t，并忽略热损失和比热容c与co的差别，有

　　进口料液温度直接影响产生一次

　　D＝

　　W（H-ct）

　　Wr

　　蒸汽的量

　　R

　　R

　　或由式（7

　　e

　　D

　　W

　　H-ct～

　　（7-7）

　　本例的简

　　R

　　R

　　式中，

　　D/W为单位蒸汽消耗量，用以表示蒸汽的利用程度。

　　蒸发

　　由于蒸汽的潜热随温度的变化不大，即溶液温度和加热蒸汽温度T。下的潜热r和R相差不多，故单效蒸发时，D/W≈1，即蒸发1kg的水，约需1kg的加热蒸汽。考虑到

　　和R的实际差别以及热损失等因素，D/W约为1.1或稍多

　　已知t＝

　　（二）蒸发器传热面积的计算

　　由传热速率方程得

　　Q

　　A-KAtmD（H-hs）

　　式中，A为蒸发器的传热面积，m2；Q为热流量，Q＝DR，W；K 为传热系数，W·m2·K

　　（三）

　　△tm为传热平均温差，K。

　　有些

　　蒸发时，

　　尤其当浓

　　①

　　2节约能源

　　爱2194物艺特性

　　第七章

　　空装发降低珠点

　　有膜习蒸发器

　　夫过程相比，

　　值，查

　　和液体沸腾的传热过程，所以，蒸发器也是一种换热器。

　　发需要注意以下特点。质中起

　　液时的传热温差就比蒸发纯溶剂时为小。溶液的浓度越大，这种影响也越显着。这是蒸

　　蜓翔性流

　　（2）节约能源蒸发所消耗的加热蒸汽往往占到整个生产过程的较大比例，如何充分利

　　需要考虑的一个问题。

　　月性流体

　　（3）物料的工艺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

　　发要考虑的重要问题。

　　或析出结品；有些热敏性物料在较高的温度下易分解、变质；有些则具有较大的黏度或较

　　的腐蚀性等。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

　　所必须考虑的问题。

　　一次蒸汽不及时排出饱和蒸

　　本章的重点就是研究上述问题。此外，也要考虑从二次蒸汽中分离出夹带液沫的问题。

　　第二节单效蒸发

　　汽压一直个，溶液

　　一、单效蒸发的计算

　　对于单效蒸发，在给定生产任务和确定了操作条件后，通常需要计算以下内容：

　　①水分蒸发量；

　　②

　　加热蒸汽消耗量；

　　③蒸发器的传热面积。

　　W，T，H

　　这些问题，可以应用物料衡算、热量衡算和传热速率

　　方程来解决。

　　1画物料流程图

　　（一）物料衡算和热量衡算

　　蒸发室

　　2进出口流量列式

　　1.蒸发量的计算

　　F，xo，to，如图7-2所示，溶质在蒸发过程中不会挥发，进料中

　　co，ho

　　的溶质将全部进入完成液。故溶质的物料衡算应为

　　D，T，H3

　　Fxo＝Lx＝（F-W）x

　　F＝W＋L:［kgh＇I

　　加热室

　　L＝F-W，x

　　由此，可求得水分蒸发量为

　　t，c，h

　　w-F（1-）

　　Crgh］

　　（7-1）

　　完成液的含量（质量分数）为

　　D，Ts，hs

　　Fxo

　　x-F-W

　　（7-2）

　　图7-2单效蒸发的物料衡

　　算及焓衡算示意图

　　式中，F为溶液的进料量，kg·h；W为水分蒸发量

　　kgh； L为完成液流量， kgh； o

　　二次蒸汽量

　　为料液中溶质的质量分数；x为完成液中溶质的质量

　　分数。

　　2.加热蒸汽消耗量的计算

　　首先令:D为加热蒸汽的消耗量，kgh＋；to为料液温度，℃；t为蒸发器中溶液的温度

　　本章的计算均以水蒸气蒸发水溶液为例。

　　发

　　加热蒸汽的溶液沸点

　　进点个

　　凝和液体

　　发传热推动

　　4.的数据来源:文献值；查任意温度下的M值，查

　　＋-T＋

　　发需要注意

　　（1）沸点

　　质浓度定

　　图（附录＋～＋二）。

　　k，其蒸气压

　　作压强P

　　从值非常重要的物理量，在流体流动、传热、传质中起

　　发溶液时的

　　P，同-x，t

　　发需要考虑

　　（2）节

　　性质

　　重要作用。

　　假朔性缘

　　体

　　用热量，使

　　无挥发性

　　四、非牛顿型流体

　　无屈服应力

　　长性流体

　　蒸发要考虑

　　有

　　与时间无关

　　（3）物

　　在化工

　　以得到浓溶

　　1

　　黏占性流体

　　有屈服应力

　　宾汉朔性流

　　垢或析出结

　　取溶剂，如

　　非牛顿型

　　触变性流体

　　体

　　强的腐蚀性

　　剂汽化，从

　　流体

　　与时间有关

　　所必须考虑

　　本章的

　　蒸气的不断

　　流凝性流体

　　（一）素

　　黍战弹弹性流体

　　图7-1的

　　艺条件要求

　　2.年形以aay

　　一、

　　固体产品oni

　　Na:为现黏度，是的函数

　　对于

　　①水

　　溶液的溶

　　Ma不是纯粹的物理性质，随dv/dy改变，这是非

　　②加

　　牛顿型流体的一个重要特征

　　③蒸

　　tt

　　这些

　　料液

　　＝t＝t

　　1.拟（假）朔性流体:M随速度梯度个而，为0C线

　　方程来解

　　（一

　　加热蒸汽

　　蒸

　　1.

　　需不断

　　如图

　　的溶质将

　　不断供

　　由此，

　　次蒸

　　完成液

　　泵；为了

　　情况用泵

　　速（2）

　　式中，物

　　接送至冷

　　加热蒸

　　分数。

　　发过程中得到多次利用的蒸发流多。

　　2

　　，h为完成液的烧

　　187kJ·kg·K

　　A。为加热蒸汽的

　　与加热蒸汽的冷

　　由于蒸发过程为蒸汽冷凝和溶液沸腾之间的恒温差传热＝T

　　第七章第

　　发221

　　品失，kJb，

　　A＝

　　0

　　得

　　K（T，-t）

　　DR

　　故有

　　K（T，-t）

　　【例7-1】图7-1所示为硝酸铵水溶液的蒸发，进料量为10kg?h1，用582kPa的饱

　　（7-8）

　　和水蒸气将溶液由68％（质量分数）浓缩至90％（质量分数）。若蒸发室的压力为19.6对于大多数物料的影

　　kPa（绝压），溶液的沸点为100 ℃，蒸发器的传热系数为1200 W·m2K，沸点进料。C为基准，即令0℃

　　试求：不计热损失时的加热蒸汽消耗量和蒸发器的传热面积。已知硝酸铵的比热容c＝

　　1.7kJ.kg-1.K-1。

　　解已知为沸点进料，若如前述不计热损失，并忽略浓缩热，则按式（7-6a）有

　　D＝

　　F（ct-coto）＋W（H-ct）

　　R

　　由式（7-1）得

　　（a）

　　W＝F（1-xo/x）

　　即

　　W＝104×（1-）＝2.44×103kgh

　　近似地计算如下

　　又已知加热蒸汽压力为 582 kPa，绝压约 582＋103＝685 kPa，由附录九数据内插，成式（5-114）

　　计算T、式（5-118）计算R（参看第五章附录），得：

　　T＝164.2C， R＝2068 kJ.kg-

　　蒸发室压力为19.6 kPa（绝），对应的二次蒸汽饱和温度为59.7℃，焓为2609 kJ·kg，

　　又因其由溶液中逸出时为100℃的过热蒸汽，故其焓

　　H＝2609＋1.88×（100-59.7）＝2684 kJkg

　　式中1.88为水蒸气的比热容，kJ·kg1·℃-1。

　　100℃饱和蒸汽的潜热r＝2257kJ·kg

　　68％的硝酸铵溶液co＝4.187×（1-0.68）＋0.68×1.7＝2.5 kJ·kgK-

　　-ct.

　　（H恤

　　90％的硝酸铵溶液c＝4.187×（1-0.9）＋0.9×1.7＝1.95 kJkgK-

　　将以上数据代入式（a）得

　　104×（1.95×100-2.5×100）＋2.44×103×（2684-1.95×100）D

　　2068

　　＝2.66×103kg.h-1

　　2257

　　×2.44×103＝2.66×103kg.h-

　　本例的简化计算，用式（7-6a）或式（7-7）的结果相同，单位蒸汽消耗量D/W＝1.09。

　　或由式（7-7）

　　2068

　　蒸发器的传热面积为

　　DRA＝

　　K（T2-t）

　　下的潜热r和

　　已知t＝100℃，并将其余各值代入，得

　　2.66×103×2068

　　＝20m2

　　热蒸汽。考虑别

　　A＝

　　3600×1200×103×（164.2-100）

　　有些物料，如氢氧化钠、氯化钙等水溶液，在稀释时有明显的放热效应，因而，它们在

　　蒸发时，除了供给水分蒸发所需的汽化潜热外，还需供给与稀释时的热效应相当的浓缩热；

　　（三）浓缩热和溶液的焓浓图

　　尤其当浓度较大时，该影响更加显着。对于这一类物料，溶液的若简单地利用上述的比热

　　系数，

　　222化工原理

　　容关系计算，就会产生较大的误差。此时，溶液的焓值可由焓浓图查得。

　　图7-3所示为以0℃为基准温度时氢氧化钠水溶液的焓浓图。图中纵坐标为溶液的，横坐

　　标为氢氧化钠溶液的浓度。已知溶液的浓度和温度，即可由图中相应的等温线查得其焓值。显

　　式中，

　　然此时应利用式（7-3）或式（7-4）计算加热蒸汽消耗量。

　　液的熔

　　浓缩技不对忽略

　　热

　　180℃

　　1200

　　200℃

　　1160℃

　　140℃

　　1100

　　120℃

　　整理后

　　1000

　　100℃

　　900

　　为

　　800

　　80℃

　　700

　　60℃

　　600

　　代人式

　　500

　　400

　　40℃

　　300

　　（

　　200

　　＝2.

　　100

　　CB

　　20℃

　　

　　

　　NaOH质量分数/％

　　图7-3

　　氢氧化钠水溶液的焓浓图

　　将已知

　　【例7-2】有一传热面积为30m2的单效蒸发器，将35℃、质量分数为20％的

　　NaOH溶液浓缩至50％。已知加热用饱和水蒸气的压力为294kPa（绝），蒸发室压力为

　　19.6kPa（绝），溶液的沸点为100℃，蒸发器的传热系数为1000 W·m2K1，热损失可

　　将W

　　取为传热量的3％，试计算加热蒸汽消耗量D和料液处理量F。

　　解根据加热蒸汽压力，可得加热蒸汽温度T。＝132.9℃，其焓H，＝2725 kJ·kg；

　　冷凝水的焓h＝c＊T＝4.187×132.9＝556.5kJ·kg-l。

　　蒸发室压力为19.6 kPa（绝）时，蒸汽饱和温度为59.7℃，焓为 2609 kJ·kg-，二

　　次蒸汽的焓H＝2609＋1.88×（100-59.7）＝2684kJ·kg1。

　　处理量

　　（1）加热蒸汽消耗量D

　　显浓缩

　　式（7-5

　　DT

　　Q

　　Hs-hs

　　由传热速率方程Q＝KA（T-t）＝1000×30×（132.9—100）＝9.87×105W·mK

　　代人上式得

　　蒸

　　（绝）的

　　D＝

　　9.87×105/1000

　　2725-556.5

　　＝0.455 kg.s（或1640 kg.h-l）

　　又是水

　　如果蒸

　　差△t＝

　　D. A. Blackadder和 R. M. Nedderman， “A Handbook of Unit Operation＂ pp. 231～254， 1971.

　　失，用

　　热派

　　由

　　液的，

　　得其焓值。

　　（2）由式（7-4）求料液流量F

　　第七章蒸

　　发223

　　DH＋Fho＝WH＋（F-W）h＋Dh，＋Q

　　式中，D、H、H、h、为已知量，根据料液、完成液的温度和浓度查图7-3分别可得：料

　　液的h＝120 kJ·kg；完成液的h＝540 kJkg1。热损失Q＝0.03Q＝0.03×9.87×105＝ W（即29.6 kW）。将这些值代人式（7-4）

　　整理后得

　　0.455×2725＋120F＝2684W＋540（F-W）＋0.455×556.5＋29.6

　　420F＋2144W＝958.4

　　为了求得式中两个未知量F和W，还需列出物料衡算式，由式（7-1）得（a）

　　W-F（1-）＝0.6F

　　代入式（a），得

　　F＝

　　958.4

　　1706

　　＝0.562 kgs

　　W＝0. 6F＝0. 338 kg.s

　　（3）若应用式（7-5）（即不考虑溶液的浓缩热）求料液流量F，已知溶质的比热容

　　cB＝2.0kJ·kg-1·K-1。

　　D（Hs-c＊Ts）＋Fcoto＝（F-W）ct＋WH＋Qu

　　co＝4.187×（1-0.2）＋2.01×0.2＝3.75 kJkg-1K-1

　　c＝4.187×（1-0.5）＋2.01×0.5＝3.1 kJ.kgK-1

　　将已知值代入并整理得

　　0.455×（2725-556.5）＋F×3.75×35＝（F-W）×3.1×100＋2684W＋29.6

　　178.8F＋2374W＝958.4

　　溶液沸点升高原因

　　数为20％

　　将W＝0.6F代入，解得

　　1溶液浓度不同

　　发室压加

　　957. 10.597 kgs-1

　　2液体高度

　　1，热损失可

　　F＝

　　1603

　　W＝0. 358 kg.s-

　　2加热管内流动产生

　　725k

　　对比（2）、（3）两项的计算结果，表明蒸发条件相同时，不考虑浓缩热所得到的料液

　　阻力引起

　　处理量F要比实际情况约高6％。如果缺乏溶液在不同温度和浓度下焓的数据，对于有明

　　kJkg，

　　显浓缩热的物料，可先按一般物料的蒸发来处理，即先不考虑浓缩热的影响，采用

　　拉尔定律）

　　溶液与纯水湛点之差称为沸点升高

　　式（7-5）进行计算，*后将计算结果加上适当的安全系数

　　蒸发器中的传热温差△t＝T。-t。当加热蒸汽的饱和温度T。一定［例如采用475 kPa

　　二、蒸发设备中的温差损失

　　（绝）的水蒸气作为加热蒸汽，T＝150℃］，若蒸发室内压力为101.3 kPa（绝），所蒸发的

　　又是水（其沸点T＝100℃）而不是溶液，这时的传热温差*大。用△tt来表示

　　Wm

　　△tr＝Ts-T＝150-100＝50℃

　　如果蒸发的是30％的NaOH溶液，在常压下其沸点（查附录二十一）约117℃，则有效温

　　差△t＝T-t＝150-117＝33℃。△t比△tT所减小的值，称为传热温差损失，简称温差损

　　由于△＝△tr-△t＝（T，-T）-（T-t）＝t-T，上述例中△＝117-100＝17℃；可知传

　　失，用符号△（＝△t-△t）表示。

　　热温差损失就等于溶液的沸点与同压力下水的沸点之差。求得了溶液的，就可求得

　　沸点升高对蒸发不利。

　　26

　　化

　　疏水基:F*强

　　Te＋

　　克拉夫特点

　　型

　　离子型表面活性剂溶解度7个

　　而，至一定温度后，溶个很快，

　　由此可见

　　易结晶利

　　温度

　　突变时温度为克拉夫特点。

　　五、

　　工业

　　毒性大小用LD50表示

　　（1）

　　于是蒸发

　　指使群受试动物中毒死一半所需的*低剂量

　　（2）

　　（

　　（3）

　　（4）

　　浊点:非离子表面活性剂低温易溶，T升至一定程度后

　　但另

　　表面活性剂溶液混浊，表面活性剂析出分层。析出、分

　　消耗额外

　　层并混浊时的T为浊点

　　使传热系

　　四、

　　产生原因:1结合力比较松弛（迷键原子与水分子）由于

　　受的

　　2T个，结合的水分子则由于热运动而逐渐

　　如前

　　液的

　　溶液中

　　脱离，因于水

　　此二次蒸

　　条件是后临界胶来浓度（CMC）:开始形成胶束的*低浓度

　　发器的冷

　　效蒸发器

　　将上式

　　正吸附:CMC值之前

　　蒸汽加热

　　查得计

　　后

　　蒸发潜

　　的温差

　　有效值:每种表面活性剂在CmC时的表面张力与纯水

　　后者在

　　0.5。同

　　实际」

　　压力，

　　差值有效

　　原因，

　　式（7-

　　效率:指能使水的表面张力明显一定值所需的表【例7

　　面话性

　　时溶

　　解

　　1疏水链增加效率，但再加链长（C16）会影响42℃

　　有效值

　　多

　　p＋

　　2直链效率比支键高3离子型比非离子型效率差，

　　时，

　　其

　　p＋△p

　　有效值也不高

　　421.90

　　4397

　　一效顺

　　不大，减压

　　结构:3个螺旋

　　压下亦即

　　沸点较在

　　可以相应减

　　羊毛分成三个部分:毛尖、毛根、毛干蒸汽甚至废

　　耐高温的

　　点较低，

　　从外至内分为三层:鳞片层（皮层1、皮质层，骨质层）

　　（粗羊毛有三层）空下蒸发

　　，随着溶

　　由片状向胞时起保护作用

　　，由于二

　　定向摩擦系数逆鳞片方向摩擦系数大于顺的

　　使羊具有缩绒性

　　蒸发器所

　　利用，*

　　点较二次

　　是多效蒸

　　羊毛卷曲的原因:有正皮质和副波质

　　器称为

　　因空气冷却成形，纵向

　　效，依此

　　化学纤维的形态结构在双效素

　　熔体访丝，喷丝口为圆形，纤维也基本为圆形（喷丝是什么形蒸发1

　　（干法）

　　则纤维对应捌

　　蒸发器中

　　溶液仿丝:14谁纵向不光滑.黄截面不则，在液体中上述效果

　　（湿法）

　　产生皮芯结构

　　硬水的危害:11）Fe2:泛黄，Fe被双氧水分解，使维脆

　　的流程

　　加料，可

　　工业中

　　（9）更水:对锅件有安全隐患，引起锅炉腐

　　。因为

　　蚀

　　点之

　　Fe＋60＋CO＝10C03＋2

　　即成过

　　效蒸发

　　.

　　显着，因

　　“之有，度

　　226

　　化工原理

　　100r

　　由此

　　90

　　易结

　　80

　　五

　　70

　　60

　　109

　　80

　　60

　　40

　　20（g KOH/100g水）

　　50-

　　于是

　　40

　　（

　　30

　　（

　　20

　　10

　　⊥20

　　30

　　40

　　50

　　60

　　70

　　80

　　

　　0

　　10

　　消耗

　　水的沸点/℃

　　使传

　　图7-5

　　例7-5附图KOH水溶液的杜林

　　直线（沸点直线）

　　四、液柱静压头和加热管内摩擦损失对溶液沸点的影响由于蒸发器在操作时需要维持一定的液面高度，设蒸发室空间的压力为p，Pa；溶液面上所受的压力即为p，而溶液底层所受的压力则为（ppgL），其中L为液面高度m；p

　　此二

　　为溶液的密度，kg·m3。一般在操作时液面高度为加热管长的1/3～2/3，视物料的性质而

　　条件

　　定。溶液中层的液体静压力与液面上压力之差可写成

　　发器

　　Ap-e8L

　　2

　　（7-11）

　　效蒸

　　将上式中的△p加上前述的p，则为溶液平均深度L/2处的压力，于是可从饱和水蒸气

　　蒸汽

　　表中查得该压力下的沸点。由查得的沸点减去相当于压力p下的沸点，取为因液柱静压头

　　蒸发

　　所致的温差损失，以△＂表示即

　　总温差损失:＝＋”

　　后者

　　△＂＝Tp＋△p-Tp

　　底点t-T＋472

　　0.5

　　实际上，当加热管内液体向上的流速较大时，管内的阻力损失会进一步增大液体底部的

　　原因

　　平均压力，因而使温差损失随之增大。但这一温差损失很难做定量的计算，在设计时一般可

　　只用式（7-12）做粗略估算，而不另计入阻力损失的影响。【例7-6】设例7-3中 NaOH溶液的液面高度L＝1 m，溶液密度p＝1450 kg?m3，试

　　求此时溶液的沸点。

　　解（1）蒸发室为101.3 kPa（绝）时，50％（质量分数）NaOH水溶液的沸点升高

　　△＇＝42℃。p＝101.3×103Pa时，Tp＝100.0℃，有

　　p＋△p＝101.3×103＋1450×9.81×（1/2）＝108.4×103 Pa

　　时

　　因Tp＋△p＝101.9℃，△＂＝101.9-100.0＝1.90℃，有

　　t＝T＋△＋△＂＝100＋42＋1.90＝143.9℃

　　一

　　（2）蒸发室压力为19.6 kPa（绝）时，p＝ Pa， T＝59.7℃，有

　　此

　　p＋△p＝＋

　　1450×9.81×1

　　进

　　2

　　＝Pa

　　汽

　　较

　　系

　　第七章蒸

　　发227

　　客南

　　Tp＋△p＝66.5℃，△＂＝66.5-59.7＝6.8℃，△＇＝40.3℃有

　　t＝T＋△′＋△＂＝59.7＋40.3＋6.8＝106.8℃

　　容个很快

　　在时，如液立夫特点

　　易结晶和结垢，且黏度不大，减压操作时应尽可能地降低液面高度L以使△＂减小。

　　五、真空蒸发

　　工业上常使溶液在减压下亦即真空下蒸发以降低溶液的沸点，其优点如下。（1）在减压下溶液的沸点较在常压下低，因此可以提高加热蒸汽与沸腾液体间的温差，

　　于是蒸发器的传热面积可以相应减小。

　　*低利量

　　（2）可以利用低压蒸汽甚至废气作为加热蒸汽，

　　（3）适用于浓缩不耐高温的溶液。

　　（4）由于溶液的沸点较低，蒸发器损失于外界的热量较小。

　　宝程度

　　但另一方面，在真空下蒸发需要增设一套抽真空的装置，以保持蒸发室的真空度，从而层。析出分

　　消耗额外的能量。同时，随着溶液沸点的降低，其黏度亦增大，常使给热系数减小，从而也

　　，使传热系数减小。此外，由于二次蒸汽的温度降低使得冷凝的传热温差相应减小。

　　第三节

　　多效蒸发

　　了以能次带的

　　马

　　热量

　　此二次蒸汽仍可设法利用，*普通的利用方法是将它再作为加热蒸汽，引入另一个蒸发器，其

　　次蒸汽

　　水

　　后加**个

　　效蒸发器。每一蒸发器称为一“效”，通入生蒸汽的蒸发器，称为**效，利用**效的二次*

　　蒸汽加热的称为第二效，依此类推。若**效为沸点进料，略去热损失、浓缩热和不同压力下蒸发潜热的差别，则在双效蒸发器中，1kg的加热蒸汽在**效中可以产生1kg的二次蒸汽，

　　并流

　　0.5。同理，在三效蒸发器中，1 kg的加热蒸汽可蒸发3kg的水。但实际上由于存在热损失等面老

　　原因，并不能取得上述效果。根据经验，单位蒸汽消耗量D/W的大致数值见表7-4。

　　表7-4蒸发1kg水所需的生蒸汽（D/W）

　　四效

　　五效

　　单效

　　双效

　　三效

　　0.27

　　效数

　　0.57

　　0.4

　　0.3

　　定值所需

　　1.1

　　D/W

　　多效蒸发的加料，可有四种不同的方法，下面以三效为例加以说明，当效数有所增减

　　一、多效蒸发的流程

　　（1）并流法工业中*常用的为并流加料法，如图7-6所示，溶液流向与蒸汽相同，即由第

　　时，其原理相同。

　　料液自动

　　7型家

　　一效顺序流至末效。因为后一效蒸发室的压力较前一效为低，故效之间可无须用泵输送溶液，

　　流入效

　　进入后一效内，即成过热状态而立即自行蒸发（常称为自蒸发或闪蒸），可以发生更多的二次蒸

　　此为并流法的优点之

　　其另一优点为前一效的溶液沸点较后一效的为高，因此当溶液自前一效

　　汽，使能在次一效蒸发更多的溶液。但其缺点则为后一效的溶液的浓度较前一效的大，而温度又较低，黏度增加显着，因而传热系数就小很多这种情况在*末一、二效尤为严重，使整个蒸发

　　系统的生产能力降低。因此，如果遇到溶液的黏度随浓度的增大而很快增加的情况，可采用逆流法。不适用于度随浓度变化很快的物料（e.废液）

　　P1＞P2＞P3

　　度作为代价而取

　　228

　　化工原理

　　T，＞T2＞73

　　若忽略热损

　　个

　　不凝性气体

　　不凝性气体

　　也可用总热流量

　　冷却水

　　冷却水

　　加热

　　料液3

　　料液

　　蒸汽

　　0

　　加热蒸汽

　　总热流量为

　　完成液

　　为了便于阐

　　黑液五效

　　水

　　水

　　数也相等，即

　　错流法

　　宜理粘度随温度浓度变化大的溶液

　　图7-7逆流加料蒸发流程

　　图7-

　　式中，△t总为总

　　（2）逆流法

　　去如图7-7所，原料液由末效流入，而由泵打入前一效。逆流法的优点在

　　的饱和温度之

　　于溶液的浓度愈大时蒸发的温度亦愈高，使各效溶液均不致出现黏度太大的情况，因而传热

　　现设有一

　　系数也就不致过小。其缺点是，除了进入末效的溶液外，效与效之间皆用泵输送溶液且

　　具有与一个效

　　各效进料温度（末效除外）都较沸点为低，故与并流法比较，所发生的

　　次蒸汽量较少

　　生产能力为

　　（3）错流法此法的特点是在各效间兼用并流和逆流加料法。例如在三效蒸发设备中，

　　溶液的流向可为3→1→2或2→3→1。

　　此法的目的是利用以上两法的优点，克服或减轻二者

　　比较式（7-

　　的缺点但其操作比较复杂。

　　热状况场较好

　　2物料停留时间较

　　的生产能力和

　　（4）平流法此法是按各效分别进料并分别出料的方式进行，如图7-8所示。此法适用

　　效蒸发器的1/

　　于在蒸发过程中同时有结晶体析出的场合。例如食盐溶液，当蒸发至含量27％左右时即达

　　一、二效还各

　　饱和，若继续蒸发，就有结晶析出。此结晶体不便在效与效之间输送，故可采用此种流程将

　　因而三个效的

　　含晶体的浓溶液自各效分别取出。

　　完成液不再进行二次三次蒸发

　　（二）多效

　　不凝性气体

　　在生蒸汽

　　不凝性气体

　　的增加而减小

　　料液

　　冷却水

　　额外蒸汽

　　E2

　　冷却水

　　效分配到的温

　　仅降低生产能

　　加热

　　料液

　　2

　　0

　　蒸汽

　　另一方面

　　加热蒸汽

　　额外蒸汽

　　率亦随之减小

　　E1

　　水

　　自四效改为五

　　国

　　水

　　完成液

　　场地，当再添

　　图7-8

　　平流加料蒸发流程

　　图7-9有额外蒸汽引出的三效蒸发流程

　　数。故经济问

　　在多效蒸发设备中，有时并不是将某效产生的二次蒸汽全部引到次一效去加热，而可引出

　　基于上

　　一部分用于预热进入蒸发设备**效的溶液，或用于与蒸发设备本身无关的其他设备作为热

　　NH4NO等源。这种由某效所引出的、不通入次一效而用于别处的二次蒸汽，称为额外蒸汽。其目的在于

　　糖水或其他提高整个装置的经济程度。图7-9所示为从**、第二两效引出额外蒸汽使用的情况。关于引

　　出额外蒸汽的经济性问题，下面还将讨论。

　　三、多

　　二、蒸发器的生产能力、生产强度和多效蒸发器效数的限制

　　多效蒸

　　（一）蒸发器的生产能力和蒸发强度

　　知参数有:如前所述，采用多效蒸发可以节省生蒸汽的用量，但是这一节能效果是以降低其生产强

　　凝器中的饱

　　单效与多效对比:2温差损失个（液柱静压强和湛点升高）

　　溶液的物理

　　3多效蒸发设备费更高

　　一效与第二

　　不凝性气体

　　数、单位生产能力总费用*低时的效数

　　很

　　0

　　冷却水

　　度作为代价而取得的。为闸明这一事实，可作如下分析。

　　不超过大效

　　蒸

　　-2-3

　　发229

　　若忽略热损失和浓缩热，蒸发器的生产能力可用单位时间内水分总蒸发量W来表示，

　　也可用总热流量来表示。在三效蒸发器中，各效的热流量，分别为

　　45

　　Q1＝K1A1At1

　　Q2＝K2A2△t2

　　总热流量为

　　Q3＝K3A3△t3

　　（7-13）

　　Q＝Q1＋Q2＋Q3＝K1A1△41＋K2A2△2＋K3A3△3

　　为了便于阐明问题，设各效的传热面积相等，即A1＝A2＝A3＝A；假定各效的传热系（7-13a）

　　数也相等，即K1＝K2＝K＝K；不考虑各效中的温差损失，则式（7-13a）可改写为去的优点在的

　　Q＝KA（△t1＋△t2＋△t3）＝KA△t总

　　（7-13b）

　　因而传热

　　式中，△r为总传热温差，其值等于**效加热蒸的饱和温度与末效蒸发室压力下蒸汽

　　的饱和温度之差。

　　关溶液，且

　　量较少

　　现设有一单效蒸发器，其加热蒸汽和二次蒸汽的饱和温度与上述三效蒸发器的相同，并

　　发设备中，

　　具有与一个效相同的传热面积A。假定单效蒸发器的传热系数也等于K，则此单效蒸发器的

　　生产能力为

　　减轻二者

　　科停留除

　　Q＝KA△t总

　　（7-14）

　　比较式（7-13b）和式（7-14）可知：在上述简化假定下，三效蒸发器（其总传热面积为3A）

　　此法适用

　　的生产能力和单效蒸发器（其传热面积为A）的相同。即其蒸发强度（对单位传热面积）为单

　　右时即达

　　效蒸发器的1/3。实际上，由于第三效的沸点升高和液柱静压效应与单效蒸发器相同，而第

　　种流程将

　　一、二效还各另有其沸点升高和静压效应；故三效蒸发器的总温差损失要大于单效蒸发器的，

　　因而三个效的总有效温差及其生产能力反而比单效蒸发器更小。

　　（二）多效蒸发效数的限制

　　在生蒸汽和末效蒸发室压力一定的条件下，若效数增多，则总的有效温差势必因温差损失

　　凝性气体

　　的增加而减小。效数的增多和有效温差的减小，都使各效所分配到的温差减小。根据经验，每

　　效分配到的温差不应小于5～7℃，亦即须使溶液维持在泡核沸腾阶段。因此，效数的增加不

　　冷却水

　　仅降低生产能力，而且受到有效温差的限制。效数过多，就有可能无法操作。

　　另一方面，由表7-4可知，随着效数的增多，虽然D/W是不断减小的，但生蒸汽的降低

　　1.1-0.57

　　率亦随之减小。例如：由单效改为双效时，生蒸汽的降低率约为

　　×100％≈50％，而1.1

　　0.3-0.27

　　自四效改为五效时，其降低率已低至

　　×100％＝10％。增加效数，需要增加设备费和0.3

　　场地，当再添一效蒸发器的费用不能与所节省生蒸汽的收益相抵时，就没有理由再增加效

　　水

　　数。故经济问题也是限制效数的重要因素。

　　基于上述缘由，除特殊情况如海水淡化等外，一般对于电解质溶液，如 NaOH、

　　流程

　　NH4NO3等溶液的蒸发，由于其沸点升高较大，通常采用2～3效；对于非电解质溶液，如

　　而可引出

　　糖水或其他有机物的水溶液，其沸点上升较小，所用的效数可为4～6效。作为热

　　多效蒸发的计算因未知数多，远比单效更复杂。以三效蒸发器为例，参阅图7-10。一般已

　　三、多效蒸发的计算

　　目的在于

　　关于引

　　知参数有：进料量F及其浓度x、温度t；**效加热蒸汽的饱和温度T1、（或压力1）；冷

　　器中的饱和蒸汽温度T1。（或末效蒸发室压力p）；完成液的浓度x3；各效的传热系数以及

　　溶液的物理性质如和比热容等。而未知量有：各效溶剂蒸发量；**效加热蒸汽消耗量；第

　　一效与第二效溶液的沸点；各效所需的传热面积等。通过热量衡算和物料衡算列出方程式后，

　　生产强

　　232

　　化工原理

　　【例7-7】

　　有一并流加料的三效蒸发器，用以浓缩蔗糖溶液。料液中含糖10％（质量分

　　由于进入第

　　数，下同），完成液中含糖50％。溶液的沸点升高△＇可认为与压力无关，按△＇＝1.78x＋6.22.x2计算，其中x为溶液中含糖的质量分数。忽略液柱静压头效应△。**效加热蒸汽压

　　量。为此，调整

　　力为 205 kPa（绝压，下同），第三效蒸发室的压力为13.2 kPa。进料量为 kg·h1，进料

　　采用

　　温度为27℃。溶液的定压比热容c＝4.19-2.35x kJkgbK1，忽略浓缩热效应。各效的传热系数分别为：K1＝3120 W?m2-K＇、K2＝1990W?m2K-＇和K3＝1140 W·m-2K1。各效传热

　　由此可求出各交

　　面积相等，求传热面积A和加热蒸汽消耗量D

　　**效溶

　　解三效蒸发器的流程如图7-10所示。按照上述7个步骤进行计算。

　　（1）由式（5-114）、式（5-113）或附录九数据内插得：

　　△＝0.4℃，故

　　**效加热蒸汽压力205kPa下，其饱和温度T1＝121.0℃

　　末效蒸发室压力为13.2kPa，其饱和温度T4＝51.3℃

　　第二效溶

　　末效中溶液的质量分数x3＝0.5，故

　　△3＝1.78x＋6.22x2＝1.78×0.5＋6.22×0.52＝2.5℃

　　又△2＝0.7℃

　　T3＝51.3＋2.5＝53.8℃

　　（2）对固体溶质作总物料衡算求得总蒸发量W

　　第三效溶

　　W-F（1-）-×（1-）- kg·h末效完成液量

　　L3＝F-W＝4540 kgh

　　而△3＝2.5

　　

　　假定各效蒸发量相等，W1＝W2＝W3＝

　　3

　　＝6053kg·h1，对**、第二、第三效

　　三效蒸发

　　分别作总物料衡算，得

　　第

　　F＝＝W1＋L1；

　　L1＝F-W1＝ kg.h-

　　L1＝＝W2＋L2；

　　T1s＝12

　　L2＝L1-W2＝ kgh-1

　　L3＝4540 kgh-1

　　对**、第二、第三效的固体溶质分别作物料衡算，求各效溶液浓度

　　I1-T1

　　Fxo＝L1x1，

　　Fxo

　　×0.1

　　（4）每

　　x1＝

　　L1

　　

　　＝0.136

　　进料F

　　L1x1＝L2x2，

　　L1

　　

　　x2＝

　　L2

　　x1

　　×0.136＝0.214

　　**效

　　

　　x3＝0.5

　　第二效

　　（3）各效的沸点升高计算

　　第三效

　　△1＝1.78x1＋6.22x＝1.78×0.136＋6.22×0.1362＝0.4℃

　　以0℃

　　△2＝1.78x2＋6.22x＝1.78×0.214＋6.22×0.2142＝0.7℃

　　**效

　　A3＝2.5℃

　　总有效温差∑△t＝T1s-T4s-∑△＇＝121-51.3-（0.4＋0.7＋2.5）＝66.1℃

　　二次蒸

　　应用式（7-18）估计各效蒸发器的有效温度差

　　1

　　式中1.88

　　1/K1

　　△t-1/K1＋1/K2＋1/K3

　　∑△t＝

　　3120

　　×66.1＝12.5℃

　　His

　　

　　1140

　　第二交

　　同理

　　1/K2

　　△t2＝1/K

　　△t＝19.5℃

　　第七章蒸发231

　　未知参数进行估算

　　△t1

　　Q1/K1

　　子基本相符为止，

　　△t1＋△t2＋△t3

　　Q1/K1＋Q2/K2＋Q3/K3

　　Tas

　　Q1/K1

　　即

　　可写成

　　rQ/K＇

　　△t1＝

　　Q1/

　　冷凝器

　　Q/K

　　Q/K2

　　At2-2Q/K

　　（7-17）

　　阿期可得

　　△t3＝

　　Q3/K3

　　Q/K

　　△t

　　有时为了进一步简化计算，也可假定Q1＝Q2＝Q3，则式（7-17）简化为

　　1/K1

　　△t；

　　1/K2

　　1/K3

　　（7-18）

　　△t1＝

　　∑1/K

　　△t2＝

　　△t；

　　∑1/K

　　△t； At3＝

　　∑1/K

　　算出各效的有效传热温差△t后，就可以算出每一效中溶液的沸点。

　　④应用物料衡算式计算每一效中溶液的浓度，然后列出热量衡算式（忽略热损失）来

　　计算各效蒸发量及热流量

　　对于**效

　　D（H1s-h1s）＋Fho＝Lih1＋W1H1

　　（7-19）

　　对于第二效

　　L1h1＋W1（H1-h2s）＝L2h2＋W2H2

　　对于第三效

　　L2h2＋W2（H2-h3s）＝L3h3＋W3H

　　式中L1＝F-W1；L2＝L1-W2；L3＝L2-W3。

　　若不考虑浓缩热效应，式（7-19）可改写为

　　对于**效

　　D（H1s-c＊T1s）＋Fcoto＝L1c1t1＋W1H1

　　（7-19a）

　　效作物料衡

　　对于第二效

　　L1c1T1＋W1（H1-c＊T2s）＝L2c2t2＋W2H2

　　对于第三效

　　L2c2T2＋W2（H2-c＊T3s）＝L3c3t3＋W3H

　　各效的热流量为

　　Q1＝D（H1s-c＊T1s）

　　（7-20）

　　Q2＝W1（H1-c＊T2s）

　　发量相等。

　　Q3＝W2（H2-c＊T3s）

　　如果由式（7-19）或式（7-19a）联立求出的各效蒸发量与步骤②假定的值相差较远时，

　　（7-15）

　　应按计算所得的值，再设定各效的蒸发量，重复步骤②、③、④进行计算。

　　包和蒸汽的

　　⑤由传热速率方程式Q＝KA△t求出各效的传热面积A1、A2及A3。

　　⑥如果求得的传热面积并不近似相等，则应对△t1、△t2和△ts作如下校正。先由下式

　　没有多大

　　求平均传热面积A

　　A＝A1t1＋A2△t2＋A3At3

　　（7-21）

　　△t

　　，有

　　若校正后的有效温差分别以△t1、△t2、△t＇表示，取

　　＝，t2＝t2；t3＝t3

　　（7-22）

　　（7-16）

　　At、At、△之和必须等于校正前的△t，否则应适当调整各效的△t＇，使之相等。

　　的蒸发

　　如果考虑沸点升高和液柱静压头效应，则应按步骤④求得的各效溶液浓度，重新计算各效溶液的沸点t和温差损失（△＋△），并按式（7-15）得出新的△t值，再按式（7-22）校

　　正得出新的有效温差△t′，其总和也必须调整到使之等于上述∑△t值。⑦由步骤⑥求得△t值后，从步骤④起重复进行计算，直至各效传热面积接近相等为

　　止。注意，步骤①、②、③只是为了能着手计算，并给出较为合理的初值。

　　230

　　化工原理

　　可用计算机求解。本章介绍的近似计算方法是先按假设的一些条件对上述未知参数进行估算，若计算结果与假设不符，则对假设条件进行调整并重复进行计算，直至二者基本相符为止。

　　或可写成

　　Ts

　　T3＝13.H3

　　T＝4，H1

　　T2＝t2，H2

　　所

　　冷凝器

　　同理可得

　　F.No.To

　　P2

　　Co，ho

　　有时

　　D. Tis，His

　　t1，x1，C1

　　12，x2，C2

　　L1，h

　　L2，h2

　　Tis， his

　　T2s，h2s

　　T3s， h3s

　　3，x3

　　计算出各

　　**效

　　第二效

　　第三效

　　C3，L3

　　④

　　h3

　　计算各效

　　图7-10

　　三效蒸发器流程

　　对于

　　以三效蒸发器为例，计算步骤如下（可推广应用到n效）

　　对于

　　①当给定完成液浓度x3及末效蒸发室压力p3，可确定该效中溶液的沸点。

　　对于

　　②

　　用总物料衡算确定总蒸发量

　　式中L

　　w-F（1-）

　　若不考虑

　　对

　　并将它在各效中进行分配，得到三个效的蒸发量W1、W2、W；然后通过对各效作物料衡

　　对

　　算求出各效溶液的浓度。例如，**、二效中溶液的浓度x1及x2分别由

　　对

　　Fxo＝L1x1＝（F-W1）x1，L1x1＝L2x2＝（L1-W2）x2

　　各

　　求得

　　x1＝

　　F2-

　　L1

　　式中，W1、W2分别为**、二效的水分蒸发量，作为**次估算可假定各效蒸发量相等

　　③计算总有效温差，可按下式计算

　　Σ△t＝△t1＋△t2＋△t3＝（T1s-T4s）-△＇-△

　　（7-15）

　　如

　　式中，T1s为加热蒸汽饱和温度；T4为冷凝器中（即第三效蒸发室压力p3下）饱和蒸汽的

　　应按计

　　温度；△、△为分别为溶液沸点升高和液柱静压头效应。

　　⑤

　　虽然**、第二效蒸发室内的压力p1和p2是未知数，但由于压力对△′和△＂没有多大

　　⑥

　　影响，故只要粗略估计p1和p2，然后按第二节中所述的方法计算各效的△和△

　　求平均

　　由式（7-15）计算出∑△t后，可按下列步骤估算△t1、△t2和△t3。由式（7-13），有

　　At2-KaA， At3-K3A3

　　△t1＝K1A1

　　Q3

　　若

　　得

　　Q1，Q2， Qs

　　△t1:At2: At3 K1A1K2A2＇K3A3

　　（7-16）

　　多效蒸发设备通常为了制造、安装和检修的方便，而采用各效传热面积均相同的蒸发

　　器，即A1＝A2＝A3。此时

　　At

　　如

　　△t1:△t2:△t3＝

　　Q1，Q2，Q3

　　即各效的有效温差与Q/K值成正比。由上式可得

　　K1K2K3

　　效溶液

　　正得出

　　＃

　　止。注

　　（质量分

　　按△＝1.78x＋

　　**效加热蒸汽压

　　2700kgh，进料

　　第七章蒸发233

　　效应。各效的传热

　　1/K3△t＝34. 1℃

　　/K

　　2·K-1。各效传热

　　采用

　　由于进入**效的是低于沸点的冷料，为了提高原料液的温度，需要加入更多的热量。为此，调整各效有效温差的原则是提高△r同时降低△r2和△r3。作为**次试算值

　　△t1＝15.6℃，△t2＝18.3°℃，△t3＝32.2℃

　　由此可求出各效中溶液的沸点。

　　**效溶液的沸点

　　t1＝T1＝T1s＝△t1＝121.0-15.6＝105.4C

　　4＝0.4℃，故进入第二效加热室蒸汽的饱和温度

　　第二效溶液的沸点

　　T2s＝105.4-0.4＝105.0C

　　t2＝T2＝T2s-△t2＝105.0-18.3＝86.7℃

　　又42＝0.7℃，故进入第三效加热室蒸汽的饱和温度

　　第三效溶液的沸点

　　T3s＝86.7-0.7＝86.0℃

　　t3＝T3＝T3s-△t3＝86.0-32.2＝53.8C

　　而△3＝2.5℃，故

　　第二、第三效

　　T4s＝53.8-2.5＝51.3℃

　　三效蒸发器中的温度分布如下

　　**效

　　第二效

　　第三效

　　冷凝器

　　T1s＝121℃

　　T2s＝105.0℃

　　T3s＝86.0℃

　　T4s＝51.3℃

　　1＝T1＝105.4℃

　　t2＝T2＝86.7℃

　　13＝T3＝53.8℃

　　（4）每一效中溶液的定压比热容，按c＝4.19-2.35x计算，得

　　进料F:co＝4.19-2.35×0.1＝3.96 kJ·kg1K1

　　**效溶液L1:c1＝4.19-2.35×0.136＝3.87 kJ?kglK-1

　　第二效溶液L2：c2＝4.19-2.35×0.214＝3.69kJkglK-1

　　第三效溶液Ls：c3＝4.19-2.35×0.5＝3.02 kJ·kglKl

　　以0℃作为基准，对各蒸汽流的焓计算如下。

　　**效

　　t1＝T1＝105.4℃，T2s＝105.0℃，41＝0.4℃，T1s＝121.0℃

　　二次蒸汽焓 H1＝H2。（饱和温度 T2s下的焓）＋蒸汽过热0.4℃的焓

　　＝2685＋1.88×0.4＝2686kJkg

　　1t

　　式中1.88为蒸汽的比热容，单位为kJ?kgK-。H1s（T1s温度下加热蒸汽的焓）-h1s（T1s下水的焓）＝2710-508＝2202 kJ·kg

　　第二效

　　t2＝T2＝86.7 ℃， 42 ＝0. 7℃， T3s＝86.0 ℃

　　0

　　H2＝H3s＋1. 88×0. 7＝2654＋1. 88×0.7＝2655 kJkg-

　　H1-h2s＝2686-c＊T2s＝2686-440＝2246 kJkg-

　　234

　　化工原理

　　第三效

　　t3＝T3＝53.8℃，△3＝2.5℃，T4s＝51.3℃

　　由于

　　H3＝H4s＋1.88×2.5＝2590＋1.88×2.5＝2595 kJ.kg-1

　　H2-h3s＝2655-c＊T3s＝2655-360＝2295 kJ·kg-1

　　从本例题中看出，过热度的校正与否对计算影响甚微，但作为一个方法介绍，这里还

　　是做了校正。

　　按式（

　　热量衡算中用到的蒸汽和液体流量如下。

　　W1＝-L1， W2＝L1-L2，W3＝L2-4540， L3＝4540 kg·h

　　以0℃作为焓的基准，对每一效进行热量衡算。

　　**效

　　Fcoto＋D（H1s-his）＝L1c1t1＋W1H1

　　将已知量代入得

　　×3.96×27＋D×2202＝L1×3.87×105.4＋（-L1）×2686整理后得

　　2278L1＋2202D＝

　　＞

　　第二效

　　（a）

　　现求得

　　Lic1t1＋W1（H1-c＊T2s）＝L2c2t2＋W2H2

　　（3）所

　　整理后得

　　L1×3.87×105.4＋（-L1）×2246＝L2×3.69×86.7＋（L1-L2）×2655

　　4493L1-2335L2＝

　　第三效

　　（b）

　　L2c2t2＋W2（H2-c＊T3s）＝L3c3t3＋W3H3

　　L2×3.69×86.7＋（L1-L2）×2295＝4540×3.02×53.8＋（L2-4540）×2595-

　　整理后得

　　联立求解式（b）、式（c）得

　　2295L1＋4570L2＝

　　（c）

　　重

　　代入式（a）得

　　L1＝ kg·hl， L2＝ kgh-（前算出 L3＝4540 kg·h）

　　重算，

　　D＝8950 kg.h-

　　D:

　　W1＝-L1＝5650 kg.h1， W2＝L1-L2＝6070 kgh-1

　　由此计

　　W3＝L2-L3＝6440 kg.h-

　　求得的W1、W2、W3与初始假定值比较接近，故不必重复计算。如果需要，则可将

　　求得的W1、W2、W3从第（2）步起重复（2）、（3）、（4）的步骤。

　　各效的

　　（5）求各效蒸发器中的传热速率和传热面积。

　　Q1＝DH1s-h1s）＝

　　8950

　　3600

　　×2202×1000＝5.47×106W

　　即1kg

　　Q2＝W1（H1-c＊T2s）＝

　　5650

　　当

　　3600

　　×2246×1000＝3.53×106W

　　骤有繁

　　Q3＝W2（H2-cT3s）＝

　　6070

　　3600

　　×2295×1000＝3.87×106W

　　四、

　　Q5.47×106

　　A1＝K1△t1

　　（一

　　3120×15.6

　　＝112.5m2

　　如前

　　Q2

　　A2K2At2

　　3.53×106

　　的优点。

　　1990×18.3

　　＝96.8m2

　　为便

　　并假定料

　　可推出下

　　A3＝

　　Q3

　　3.87×106

　　第七章蒸发235

　　K3△t3

　　1140×32.2

　　＝105.4m2

　　于求得的各效传热面积相差较大，应对有效温差进行校正。

　　由式（7-21）求得平均传热面积

　　去介绍，这里还

　　A＝

　　＋A2At2＋A3At3

　　式（7-22）对有效温差进行校正得

　　＝105m2

　　g·h-1

　　＝＝

　　×15.6＝16.7℃

　　2

　　×18.3＝16.9℃

　　＝＝

　　×32.2＝32.3℃

　　86

　　E△t＇

　　＝65.9℃

　　（a）

　　∑△＝65.9℃，只比原∑△r＝66.1℃小0.2℃，且∑△r＇偏小属偏于安全，而可按现求得的各△t＇重算。又W1、W2、W3的计算值与步骤（2）中的初设值相近，故由步骤

　　（3）所得的各效溶液的x以及由x求得的△，都可以不必重新计算。

　　2655

　　三效蒸发器中新的温度分布如下。

　　（b）

　　**效

　　第二效

　　第三效

　　冷凝器

　　T1s＝121℃

　　T2s＝103.9℃

　　T3s＝86.3℃

　　＞51.5℃

　　95-

　　I1＝T1＝104.3℃

　　12＝T2＝87.0℃

　　13＝T3＝54.6℃

　　（c）

　　重复步骤（4）、（5）。由于温度变化很小，因而求得的生蒸汽用量和各效蒸发量不必

　　重算，认为与前次计算结果相同，即

　　D＝8950 kg?hl， W1＝5650 kg?h1， W2＝6070 kg?hl， W3＝6440 kg?h-l

　　由此计算所得的各效传热面积为

　　A1＝105. 1 m2， A2＝105. 0 m2， A3＝105. 1 m2

　　各效的传热面积相符得很好，可选用比105m2稍大的蒸发器。

　　生蒸汽的利用程度＝

　　W

　　＝2.03

　　则可将

　　D8950

　　即1 kg生蒸汽可以蒸发2.03 kg水，此值不算大，原因是料液没有预热。

　　当多效蒸发设备中蒸发器的数目多于或少于三效时，其计算方法和三效的相同，仅步

　　骤有繁简之别。

　　四、提高加热蒸汽利用程度的其他措施

　　（一）额外蒸汽的引出

　　如前所述，多效蒸发中有时还引出额外蒸汽作为其他加热设备的热源。下面讨论此措施

　　为便干讨论，不考虑不同压力下蒸发潜热的差别、自蒸发的影响和热损失等次要因素，

　　的优点。

　　并假定料液是在沸点下进入，则可认为1kg加热蒸汽能蒸发1kg水。以三效蒸发器为例

　　可推出下列近似关系

　　W1＝D

　　蒸发器

　　作用:加热稀溶液使之沸腾原理

　　作用:分离二次蒸汽与液沫

　　胡线

　　汽冷凝水打入

　　外，还应有使液沫得到进一步分离的除沫器，和使二次蒸汽全部冷凝的冷凝器；减压操作时

　　下部，并且

　　还需真空装置。现分别介绍如下。

　　加热蒸汽管

　　一、蒸发器的结构及特点

　　直接接触式蒸器

　　发。溶液在为了适应生产上的多种需要，要求有各种不同结构的蒸发器。目前常用的间壁传热式蒸

　　成循环。这

　　发器，按溶液在蒸发器中存留的情况，可分为环型和单程型两大类。

　　（一）循环型蒸发器

　　垢溶液的蒸

　　膜式

　　（3）外

　　循环型蒸发器，溶液在其内作循环流动。由于引起循环的原因不同，又可分为自然循环

　　和强制循环两类，前者主要有以下几种结构类型。

　　总高度。（1）中央循环管式蒸发器结构如图7-13所示。其加热室由垂直管束组成，溶液在管

　　度较快。内被加热；室中间有一根直径很大的垂直管，称为中央循环管。当加热蒸汽通入管间加热

　　时，由于中央循环管很大，其中单位体积溶液占有的传热面，比其他加热管的要小，即溶液

　　在中央循环管内比在加热管内的受热程度轻、汽化较少，形成的汽、液混合物的密度大，从

　　而使蒸发器中的溶液形成由中央循环管下降，由其他加热管上升的循环流动。这种循环，主

　　要是由于溶液受热所致的密度差引起，故称为自然循环。

　　加热蒸汽

　　二次

　　蒸汽

　　二次蒸汽

　　洗涤水

　　加热蒸汽

　　一

　　料液

　　一

　　料液

　　液体的循环

　　料液

　　女

　　√

　　加热蒸汽2

　　2

　　内法）

　　图7-15

　　冷凝水

　　1一加热

　　0

　　完成液

　　冷凝水

　　图7-13中央循环管式蒸发器

　　完成液

　　1一外壳；2一加热室；3一中央

　　（4）列

　　循环管；4-蒸发室

　　图7-14悬筐式蒸发器

　　1一外壳；2-加热蒸汽管；3-除沫器；

　　不适用于蒸

　　4加热室；5-液沫回流管

　　环速度以延

　　为使溶液有良好的循环，中央循环管的截面积一般为其他加热管总截面积的40％～

　　珠

　　100％，加热管高度一般为1～2m，直径在25～75mm之间。这种蒸发器由于结构紧凑、

　　列文式

　　制造方便、传热较好及操作可靠等优点，应用广泛，有所谓“标准式蒸发器”之称。但其中

　　受到附加的

　　循环速度并不大。又溶液在加热室中不断循环，使其浓度很接近于完成液，因而溶液的沸点

　　腾，因而使

　　上升大。这也是循环式蒸发器的共同缺点。此外设备的清洗和维修也不够方便，所以这种

　　截面积约为

　　蒸发器难以完全满足生的

　　更高。这些

　　（2）悬筐式蒸发器结构如图7-14所示。加热室4像一个篮筐，悬挂在蒸发器壳体的

　　大。列文式

　　温差，要求

　　也是它的缺

　　除上述

　　（四）冷却水显热的利用

　　（注意水质监测），可以提高生蒸汽的利用率

　　第七章蒸发237

　　。冷凝水自蒸发产生的蒸汽量与相邻两效加热室的压力有关，

　　一般为加热蒸汽用量的2.5％左右。在操作中，由于少量加热蒸汽难免会通过冷凝水排出器而泄漏，因此，采用冷凝水自蒸发后的实际效果常比预计的还要大。在海水淡化装置中，为了降

　　低淡水价格，要充分利用一切可以利用的热能，故这一措施应用甚广。

　　（三）热泵蒸发器

　　（提高压力）

　　热泵蒸发器的原理是借助压缩机的绝热压缩作用、将二次蒸汽的饱和温度升高，并再送，原来的蒸发器中，作为加热蒸。这样，除在开工时以外，不需另行供给加热蒸汽，即可

　　进行蒸发。）＝W:双

　　如图7-12所示，由蒸发室1产生的二次蒸汽被压缩机3沿二次蒸汽管2吸出，在压缩机内被压缩，使其饱和温度升高至所需的加热蒸汽的温度。经压缩机后，蒸汽沿二次蒸汽管加的生汽

　　4进人加热室5，并在该处冷凝，将热传给沸腾的溶液冷凝水从加热室经冷凝水排出器6

　　耗量愈少，

　　排出，聚积的空气则用真空泵从蒸发室内经空气放出管7抽出。个发设务

　　二次蒸汽

　　而其饱和温度

　　√

　　二次蒸汽

　　二次蒸汽

　　原料液

　　A

　　空气

　　温度为10

　　进料

　　B

　　生蒸汽

　　（启动时用）

　　本车间内

　　0

　　加热蒸汽

　　冷凝水

　　冷凝水

　　200 kg

　　2

　　不引出外

　　完成液

　　生蒸汽的

　　降压冷凝水

　　完成液

　　蒸汽，从

　　图7-11冷凝水自蒸发的应用

　　图7-12热泵蒸发器操作简图

　　A，B-蒸发器；1一冷凝水排出器；

　　1一蒸发室；2，4-二次蒸汽管；3一压缩机；

　　2一冷凝水自蒸发器

　　5一加热室；6一冷凝水排出器；7一空气放出管

　　利用动力压缩二次蒸汽，使其作为加热蒸汽，是否经济？若仔细研究蒸汽的热量关系，

　　抽出的新

　　即可明了热泵蒸发的经济价值。简略地说，蒸发器二次蒸汽的热焓与加热蒸汽很接近，只是压力较低从而饱和温度也低；低到不能再作为热源，就在冷凝器中加以冷凝而排除。此时，

　　量为

　　蒸汽的潜热即完全废弃。若使此二次蒸汽通过压缩机，提高其压力而升高其饱和温度，然后用作加热蒸汽，则其潜热可得到反复利用。因此，其理论上的利用程度可以很高。实际上，蒸汽替化

　　其利用程度是按二次蒸汽在压缩机内需要提高的压力而定，提高得愈多，利用程度就愈低。对于沸点升高大的溶液，热泵蒸发器的蒸汽利用程度将大为降低。例如在常压下，若溶液在110℃沸腾，则其沸点升高为（110-100）10℃，而蒸发这种溶液所产生的二次蒸汽，其饱和温度仅为100℃。若在蒸发器中要维持10℃的传热温差，则在压缩机内必须将二次蒸汽从饱和温度100℃（而不是过热温度110℃）升高到120℃，即升高20℃而不是10℃。这样就需消耗更多的能量。因此热泵蒸发器用于蒸发沸点升高小的溶液时较为有利总传热面积

　　次加素汽本资点较乡。边耗高

　　第四节蒸发设备

　　凝水，

　　前已指出，蒸发为传热过程，所以，蒸发设备和一般传热设备并无本质上的区别。但蒸

　　中将

　　发设备需不断除去产生的二次蒸汽，所以除了用来传热的加热室及进行汽液分离的蒸发室之的加热录

　　236

　　化工原理

　　汽，可以提

　　W2＝W1-E1＝D-E1

　　一般为加热

　　W3＝W2-E2＝D-E1-E2

　　泄漏，因此

　　式中，E1、E2分别为自**、第二效引出的额外蒸汽，如图7-9所示。

　　低淡水价格

　　水的总蒸发量

　　W＝W1＋W2＋W3＝3D-2E1-E2

　　（三）

　　热泵蒸

　　或

　　D＝＋E1＋E2

　　（7-23）

　　回原来的蒸

　　推广至n效，则有

　　进行蒸发。

　　D-＋nE1＋2E2＋m＋En

　　（7-23a）

　　如图7

　　由式（7-23a）可以看出，在上述假定下：

　　机内被压缩

　　①当无额外蒸汽引出时，加热蒸汽消耗量为D＝W/n。单效蒸发时D＝W；双效蒸发

　　4进入加热

　　时D＝W/2，依此类推；

　　排出，聚

　　②从多效蒸发设备中，每抽出1kg二次蒸汽作为额外蒸汽时，所增加的生蒸汽消耗量不是1kg而是低于1kg。愈从后几效取出额外蒸汽，则增加的生蒸汽消耗量愈少。按原理

　　讲，用*后一效的二次蒸汽作为额外蒸汽*为经济，因为这部分蒸汽对整个蒸发设备本身来

　　√

　　说算是废气。但在大多数情况下，由于*后一效的二次蒸汽压力很低，因而其饱和温度也很

　　低，将它作为额外蒸汽时，用途很有限。

　　进料

　　【例7-8】某车间有一套三效蒸发器，每小时蒸发6000kg水。生蒸汽饱和温度为142.9℃，**效二次蒸汽饱和温度为115℃，第二效二次蒸汽的饱和温度为90℃。本车间内另有

　　加热蒸汽

　　一换热器需将物料从40℃加热到100℃。如果完全用生蒸汽加热要消耗1200kg·hl。不

　　考虑不同压力下潜热的差别、自蒸发的影响和热损失等因素，试求：（1）不引出额外蒸汽

　　加热时生蒸汽总用量；（2）将**效抽出的额外蒸汽用于物料的加热时，生蒸汽的总用

　　量；（3）将物料分两段加热，从40℃加热到70℃时用第二效抽出的额外蒸汽，从70℃

　　加热到100℃时则用**效抽出的额外蒸汽，计算生蒸汽的总用量。

　　解（1）若不引出额外蒸汽加热，生蒸汽总用量

　　D-＋1200＝＋1200＝3200 kgh

　　（2）若不考虑蒸汽冷凝潜热的差别，则加热物料所用生蒸汽若用**效抽出的额外蒸

　　利用

　　汽替代，其量将仍为1200 kg·h-1，即E1＝1200 kg·hl，这时的生蒸汽总用量为

　　即可明了

　　压力较低

　　D＝

　　＋2E1＝6000＋2

　　3

　　3

　　3

　　×1200＝2800 kg.h

　　蒸汽的潜

　　（3）物料分两段加热，即加热物料用的生蒸汽有一半用**效抽出的额外蒸汽替代，

　　用作加热

　　另一半生蒸汽用第二效抽出的额外蒸汽替代，则

　　其利用程

　　E1＝600kg.h1，E2＝600kg.h-

　　对于

　　这时生蒸汽总用量

　　D＝

　　3

　　E1＋

　　＋

　　6000

　　3

　　E2＝

　　3

　　＋×600＋×600＝2600kg·h-

　　液在11

　　其饱和温

　　计算结果证实上述论点是正确的。应注意的是由于传热温差的减小，所需的总传热面积

　　蒸汽从

　　（包括蒸发设备和换热器两者的传热面积）必须随之增大。

　　10℃。

　　（二）冷凝水自蒸发的利用

　　由于冷凝水的饱和温度随压力的减小而降低，所以，若将前一效温度较高的冷凝水，通

　　过冷凝水自蒸发器（见图7-11），减压至下一效加热室的压力

　　则冷凝水在此过程中将放出

　　热量，并使少量冷凝水自蒸发而产生蒸汽，它和前一效的二次蒸汽一起作为下一效的加热蒸

　　前

　　发设备

　　的冷凝器

　　5

　　宅成液密度比原料大

　　；减压操作时

　　第七章蒸

　　0.000

　　发239

　　直接接触式

　　可常用的间壁传热式蒸

　　＃并且以加热室壁与蒸器内壁之间的环形通道代中央循环管，加热中央的

　　共蒸汽管2进人加热室二次上升时所夹带的液则与加热蒸管2相接触而继续

　　在加热管中上，而后悬式加热壁与器壁间的向下流动而构，又可分为自然循环

　　，这种发器的加热，可由部取进行修或更换，而用结品和易

　　参的，其热损失也较小主要点是结构较复杂单位传热面的金属托量较多管束组成，溶液在管

　　（3热发器如图7-15所。其加热室安装在器外，可以降发器蒸汽通入管间加热

　　高清和更换两热轮用其热长因而循环

　　度较快。

　　外络环

　　管的要小，即溶液

　　解决面积受蒸发器

　　整体高度限制问题

　　循环管不受热

　　合物的密度大，从

　　次蒸汽

　　动。这种循环，主

　　二次蒸汽

　　5

　　0

　　3

　　洗涤水

　　加热蒸汽

　　加热蒸汽

　　完成液

　　完成液

　　3

　　冷凝水

　　冷凝水

　　2

　　料液

　　料液

　　0

　　图7-15

　　外热式蒸发器

　　图7-16列文式蒸发器

　　图7-17强制循环蒸发器

　　1一加热室；2蒸发室；

　　1一加热室；2一加热管；3一循环管；

　　1一加热管；2一循环泵；

　　3一循环管

　　4一蒸发室；5一除沫器；

　　3一循环管；4蒸发室；

　　（外循环式）

　　6一挡板；7一沸腾室

　　5一除沫器

　　要避

　　（4）列文式蒸发器

　　上述几种自然循环蒸发器，其循环速度均在1.5msl以下，一般

　　不适用于蒸发黏较大、结或结严重的溶液，否则，操作周期就很短。为了提高自然循免

　　环速度以延长操作周期和减少清洗次数，可采用图7-16所示的列文式蒸发器。

　　器；

　　列文式蒸发器的结构特点是加热室高度大，且其上增设沸腾室，这样加热室中的溶液因受到附加的液柱静压力的作用并不沸腾，而是在上升到沸腾室内所受静压降低后才开始沸

　　是传执

　　的40％～

　　腾，因而使溶液的沸腾由加热室移到了没有传热面的沸腾室。另外，这种蒸发器的循环管的构紧凑

　　截面积约为加热管总截面积的2～3倍，溶液向下流动的阻力小，因而循环速度可达2.5m·s或但其中

　　更高。这些措施，不仅对减轻和避免加热管表面结晶和结垢有显着的作用，且传热系数也较

　　液的沸点

　　大。列文式蒸发器的主要缺点是液柱静压头效应引起的温差损失较大，为了保持一定的有效

　　以这种

　　温差，要求加热蒸汽有较高的压力。此外，设备庞大，消耗的材料多，需要高大的厂房等，除上述自然循环蒸发器以外，在蒸发黏度大、易结晶和结垢的物料时，还常采用强制循环

　　也是它的缺点。

　　体的

　　240化工原理

　　蒸发器在这种蒸发器中，溶液的循环主要依靠外加的动力，用泵迫使它沿一定方向流动而产生循环，如图7-17所示。循环速度的大小可由调节泵的流量来控制，一般应在2.5m·s以上强制循环蒸发器的传热系数也比一般自然循环的大。但它的明显缺点是需要加入机械能，每平方米加热面积需0.4～0.8kW

　　适用于热敏性物料

　　能夫

　　（二）单程型蒸发器一

　　把液体单程型蒸发器的主要特点：溶液在蒸发器中只通过加热室

　　一次，不做循环流动即成为浓

　　吹成膜

　　缩液排出。溶液通过加热室时，在管壁上呈膜状流动故习惯上又称为液膜式蒸发器（实际上该名称不够确切，因在循环型蒸发器的加热管壁上溶液亦可做膜状流动）。根据物料在蒸

　　层发器中流向的不同，单程型蒸发器又可分为以下几种。

　　（3）升

　　（1）升膜式蒸发器其加热室由许多垂直长管组成，如图7-18所示。常用的加热管直径为25～50mm，管长和管径之比为100～150。料液经预热后由蒸发器底部引入，进入加发器，如图7

　　热管内受热沸腾后迅速汽化，生成的蒸汽在加热管内高速上升。溶液则被上升的蒸汽所带在分离器中与

　　适用于粘

　　动，沿管壁成膜状上升，并在此过程中继续蒸发，汽、液混合物在分离器2内分离，完成液大、溶液中水

　　度较小由分离器底部排出，二次蒸汽则在顶部导出。为了能在加热管内有效地成膜，上升的蒸汽应

　　蒸发量较

　　具有一定速度。例如，常压操作时适宜的出口气速一般为20～50m·s1，减压操作时气速则更高。因此，如果从料液中蒸发的水量不多，就难以达到上述要求的气速，即升膜式蒸发器不适用于较浓溶液的蒸发；它对黏度很大、易结晶或易结垢的物料也不适用。

　　二次蒸汽

　　√

　　料液

　　加热蒸汽

　　→中

　　0

　　加热蒸汽

　　加热蒸汽

　　进料

　　靠！完成液

　　二次蒸汽

　　冷凝水陆

　　进料

　　完成液

　　图

　　图7-18升膜式蒸发器

　　图7-19降膜式蒸发器

　　1—预

　　1蒸发器；2一分离器

　　加热室

　　1-蒸发器；2一分离器；3一液体分布器

　　（2）降膜式蒸发器这种蒸发器（见图7-19）和升膜式蒸发器的区别在于，料液是从

　　单

　　蒸发器的顶部加入，在重力作用下沿管壁成膜状下降，并在此过程中不断被蒸发而增浓，在

　　为提高

　　其底部得到完成液。为使液体在进入加热管后能有效地成膜，每根管的顶部装有液体分布

　　蒸发器

　　器，其形式很多，图7-20所示为几种常见的分布器。

　　型那样

　　适用:降膜式蒸发器可以蒸发浓度较高的溶液，对于黏度较大（例如在0.05～0.45Pa·s范围

　　差损失

　　内）的物料也能适用但因液膜在管内分布不易均匀，传热系数较升膜式蒸发器为小。

　　来获

　　蒸发量较小

　　不易

　　热敏性物料

　　使它沿一定方向流动而产

　　一般应在2.5 ms＇以上

　　第七章蒸发241

　　是需要加入机械能，每

　　能大

　　液面

　　液面

　　不做循环流动即成为浓

　　液面

　　为液膜式蒸发器（实际

　　流动）。根据物料在蒸

　　（a）

　　（b）

　　（c）

　　示。常用的加热管直

　　图7-20降膜蒸发器的液体分布器

　　发器底部引入，进入加

　　1一加热管；2一导流管；3一齿缝

　　则被上升的蒸汽所带

　　（3）升降膜式蒸发器_将升膜蒸发器和降膜蒸发器装在一个外壳中即成为升-降膜式蒸

　　离器2内分离，完成液

　　器，如图7-21所示。预热后的料液先经升式蒸发器上升，然后由降膜式蒸发器下降，也成膜，上升的蒸汽应

　　主离器中与二次蒸汽分离即得到完成液。这种蒸发器多用于蒸发过程中溶液的黏度变化，减压操作时气速则

　　大、溶液中水分蒸发量不很多和厂房高度受限制的场合。气速，即升膜式蒸发

　　不适用。

　　料液

　　二次蒸汽

　　料液

　　料液

　　加热蒸汽

　　二次蒸汽

　　→口

　　加热蒸汽

　　2

　　料液

　　冷凝水月

　　加热蒸汽

　　2

　　5

　　吗

　　4

　　蒸汽

　　冷凝水

　　二次蒸汽

　　冷凝水

　　完成液

　　，

　　完成液

　　（a）固定刮板式

　　（b）转子式

　　完成液

　　图7-21升-降膜式蒸发器

　　图7-22刮板式蒸发器

　　1一预热器；2一升膜加热室；3一降膜

　　1一夹套；2一刮板

　　发器

　　加热室；4一分离器；5一冷凝水排出口

　　液体分布器

　　在于，料液是从

　　单程型蒸发器比循环型蒸发器具有的优点如下。由于溶液呈膜状流动，可使给热系数大为提高，且溶液能在加热室中一次通过不再循环即达到要求的浓度。带来的好处有：溶液在

　　蒸发而增浓，在

　　蒸发器中的停留时间很短，因而特别适用于热敏性物料的蒸发；整个溶液的浓度，不像循环部装有液体分布

　　那样总是很接近于完成液，因而其温差损失较小；此外，膜状流动时，液柱静压引起的温0.45Pa.s范围

　　获得了广泛的应用，其主要缺点是；对进负荷的波动相当敏感，当设计或操作不适当时

　　器为小。

　　不易成膜，此时，给热系数将明显下降，达不到要求的*终浓度。另外，它也不适用于易结__

　　244化工原理

　　管内溶液侧的污垢热阻R，在许多情况下是影响传热系数K的重要因素。尤其是在处

　　理容易结晶或结垢的物料时，往往使用不久就在传热面上形成垢层，并较快增厚，使传热系

　　说明:本

　　数逐渐变小。为减小污垢热阻，除定期清洗以外，还可从设备结构上加以改进，例如采用强

　　用

　　力

　　制循环蒸发器或列文式蒸发器，使溶液的循环速度提高到2.5m·s1以上，以延缓垢层的形

　　的

　　成。另一方面，可探索新的除垢方法：如添加微量阻垢剂以阻止垢层的形成；加入晶种，使

　　消

　　物料能在溶液中的晶种上结晶，而不沉淀在管壁上等。

　　一

　　对于不易结晶、结垢物料的蒸发，影响传热系数K的主要因素是管内溶液沸腾的给热

　　发

　　系数a2。溶液在管内的沸腾，其传热情况比大容积下的沸腾传热更为复杂；而且，对于不

　　蒸

　　同类型的蒸发器，影响a2的因素和程度又有所不同。

　　加

　　对于循环速度不大的循环型蒸发器，实验表明，沿管长方向各部分的传热情况并不相

　　已

　　同，一般可分为6段，或者3个区域，如图7-25所示。由图可以看出：在沸腾区中的膜状

　　1-3

　　试

　　流动段，其给热系数*大，而预热区和饱和蒸汽区的则很小，图中平均给热系数2＝

　　1-4

　　用

　　fa2dI。因此，要提高a2，应使沸腾区，尤其是其中的膜状流动段尽可能地扩大，而相

　　对地缩短预热区和饱和蒸汽区，这就要求溶液在管内具有适宜的循环速度。

　　7.5

　　月

　　自然循环蒸发器中溶液的循环速度与有效温差以及相对液面高度（即管内液面高度和加

　　热管长度之比）有关。为了保持适宜的循环速度，各效中的有效温差不宜过小。另外，相对液面高度对a2也有很大影响。当加热蒸汽压力为100kPa，蒸发室内压力为常压，而且用水进行实验时，所得实验结果表明，对于黏度不大的溶液，液面高度应为管长的1/3～1/2，

　　7-6

　　这时的a2*大。

　　管长

　　饱和蒸汽区

　　6

　　10

　　沸腾区

　　8

　　7-8

　　0

　　2

　　预热区

　　2

　　0

　　1.0

　　2.0

　　3.0

　　u/m.s-1

　　图7-25自然循环蒸发器管内沸腾示意图

　　符号

　　1一自然对流段；2一壁面生成气泡段；3一乳化段；

　　图7-26强制循环时a2与u的关系

　　A

　　4一转变段；5一膜状流动段；6一蒸汽流动段

　　用水在强制循环蒸发器中于上述操作条件下进行实验，实验数据如图7-26所示。可

　　D

　　见，当循环速度在1～2m·sl下操作时，a2较小；而且也不能延缓污垢的形成，因而采用

　　d

　　强制循环蒸发器浓缩易结晶、易结垢的物料时，溶液的循环速度应保持在2.5m·s以上。

　　d

　　此时，其传热情况与流体在管内作强制对流传热时的相近。

　　E

　　对于单程型升膜式蒸发器，管内溶液的沸腾传热情况和自然循环蒸发器相仿。为缩短预

　　F

　　热区以提高2和维持操作的稳定，应将料液预热至沸点后送入蒸发器。

　　H

　　h

　　K

　　第七章蒸发243

　　不凝性气体水

　　有于增大U的

　　蒸汽

　　1.增大传热总系数K

　　2.增大stm值

　　传热果

　　3.二次蒸汽相变热

　　热敏性

　　图7-24干式逆流高位冷凝器

　　1一外壳；2，6一气压管；3一淋水板；

　　离器）、否，粉

　　4一不凝性气体管；5一分离器

　　的几种如图出标

　　无论采用何种冷凝器，均需于其后设置真空装置排除不凝性气体，以维持蒸发所要求的是利用液珠素

　　真空度。常用的真空装置有水环式真空泵、喷射泵及往复式真空泵。生产能力:单位时间内蒸发

　　的量Wg，

　　第五节蒸发器的生产强度

　　器的传势速率Q表示。

　　与加热蒸汽的利用程度一样，蒸发器的生产强度U也是蒸发器的一个重要操作指标。

　　可近似地采用式（7-7），即W＝

　　DR_Q

　　而热流量Q＝KA△t，

　　为便于分析，蒸发强度U＝

　　＝DR＝Wr KAstn

　　单效蒸发:Q＝KAatm

　　沫器

　　故可得到

　　W_Q_KAt

　　gn］

　　-Ts-t1

　　U＝

　　A Ar

　　r

　　多:Q＝K

　　很明显，在根据工艺条件选取蒸发器的形式和确定效数后，为提高其生产强度应设法总传热温差，生蒸汽温度与未操

　　增大蒸发时的有效温差△t和传热系数K。

　　有效温差△t除与温差损失有关以外，主要还是取决于加热蒸汽与冷凝器内的压方一但前者受工厂用汽条件和设备耐压的限制；后者真空度的提高，要考虑到溶液的沸点降低后黏度增大，会对溶液的沸腾传热产生不利影响。因此，加热蒸汽的压力常不超过500 kPa，冷

　　凝器中的压力亦不小于10～20 kPa（绝）。故有效温差的增大是有限的。

　　增大传热系数K的途径是减小串联的各个热阻。试参阅下式

　　传热面积增加n倍，但平

　　均温差反而下降

　　（7-25）

　　水等况以

　　K＝

　　⊥＋1＋R＋R

　　的子式迎冷

　　a1

　　a2

　　及液下在

　　式中，a1为管间蒸汽冷凝的给热系数，W·m2·K；a2为管内溶液沸腾的给热系数，水和液

　　Wm2；R、R为管壁和污垢的热阻，m2W

　　通常，管壁热阻R。很小，可略去不计，且蒸汽冷凝的给热系数a1比管内溶液沸腾的

　　出

　　i

　　给热系数a大很多，即蒸汽冷凝的热阻在总热阻中所占的比例不大，但设计和操作时需要

　　考虑不凝性气体的排除。

　　242化工原理

　　（4）刮板式蒸发器是一种利用外加动力成膜的单程型蒸发器，其结构如图7-22所示

　　晶和结垢物料的蒸发。

　　蒸发器外壳带有夹套，内通入加热蒸汽加热。加热部分装有旋转的刮板，刮板本身又可分为固定刮板式和转子式两种，前者与壳体内壁的间隙为0.5～1.5mm，后者与器壁的间隙随转子的转数而变。料液由蒸发器上部沿切线方向加入，在重力和旋转刮板刮带的作用下，溶液在壳体内壁形成下旋的薄膜，并在下降过程中不断被蒸发，在底部得到完成液。这种蒸发器的突出优点是对物料的适应性很强，例如，对高黏度和易结晶、结垢的物料都能适用。其缺点是结构复杂，动力消耗大，每平方米传热面需1.5～3kW此外，受夹套式传热面的限

　　制，其处理量小。

　　小结从上述的介绍可以看出：蒸发器的结构形式很多，各有其优缺点和适用的场合。在选型时，除要求结构简单、易于制造、金属消耗量少，维修方便、传热效果好等以外，首要的，还需看它能否适应所蒸发物料的工艺特性，包括物料的黏性、热敏性、腐蚀性以及是

　　二、蒸发辅助设备

　　危害:1浪费料

　　否容易结晶或结垢等。这样**综合地加以考虑，才能免于失误

　　（一）除沫器

　　次盛点被料透

　　蒸发过程中，产生的二次蒸汽中夹带有大量液体。虽然汽、液的分离主要是在蒸发室中进行，但为了进一步除去液沫还需在蒸汽出口附近装设除沫器（或称分离器），否则，将会

　　无论采用

　　造成产品的损失、污染冷凝液和阻塞管道。除沫器的形式很多，常见的几种如图7-23所示

　　真空度。常用

　　前几种直接安装于蒸发室顶部；后几种则安装在蒸发室外面，它们主要是利用液沫的惯性以

　　达到汽液分离。

　　与加热

　　为便于分析

　　（a）折流式除沫器

　　（b）球形除沫器

　　（c）百叶窗式除沫器

　　（d）金属丝网除沫器

　　故可得到

　　很明显

　　增大蒸发田

　　有效

　　（e）离心式除沫器（f）冲击式除沫器

　　hed

　　（g）旋风式分离器

　　（h）离心式分离器

　　前者受工

　　图7-23除沫器（分离器）的主要形式

　　度增大，

　　（二）冷凝器和真空装置

　　凝器中的

　　除了二次蒸汽是有价值的产品需要加以回收，或者它会严重污染冷却水等情况以外，蒸

　　增大

　　发过程中大多采用汽液直接接触的混合式冷凝器来冷凝二次蒸汽。常见的干式逆流高位冷凝

　　器的构造如图7-24所示。冷却水由顶部加入，依次经过各淋水板的小孔及溢流堰流下，在

　　与底部进入、逆流上升的二次蒸汽直接接触过程中，使二次蒸汽不断冷凝。水和冷凝液沿气

　　压管（俗称“大气腿”）流至地沟后排走。空气和其他不凝性气体则由顶部抽出，在分离器

　　式中，

　　5中与夹带的液沫分离后进入真空装置。在这种冷凝器中，汽、液两相各自分别排出，故称

　　W·m-2

　　干式；其气压管需有足够的高度（大于10m）才能使冷凝液自动流至地沟，故称为高位式

　　通

　　除此之外，还有湿式、低位式冷凝器等。

　　给热系

　　考虑不

　　使传热系

　　第七章蒸发245

　　例如采用

　　以延缓垢层的

　　成；加入品种，他

　　说明：本章习题中溶液浓度皆为质量分数。

　　习题

　　内溶液沸腾的绘热

　　用一单效蒸发器将 103kg-h的NaCl水溶液由5％浓缩至25％，加热蒸汽压力为118 kPa（绝），蒸发压

　　杂；而且，对于不

　　力为19.6 kPa（绝），蒸发器内溶液的沸点为75°℃。已知蒸发器的传热系数为1500Wm23，NaCl的比热容为0.95 kJ?kg1K，进料温度为30℃，若不计浓缩热及热损失，试求浓缩液量、加热蒸汽

　　消耗量及所需蒸发器的传热面积。

　　的传热情况并不

　　7-2

　　一蒸发器每小时需将 2t NaOH 水溶液由15％浓缩至25％。已知加热蒸汽压力为392 kPa（绝），蒸

　　在沸腾区中的州

　　发压力为101.3 kPa（绝），溶液沸点为113℃，试利浓图计算以下三种进料情况下所需的加热

　　平均给热系数a1＝

　　蒸汽消耗量和单位蒸汽消耗量D/W。（1）料液于20℃加人；（2）沸点进料；（3）料液于130℃下

　　加入。

　　可能地扩大，而相

　　7-3

　　已知 25％ NaCl水溶液在 101.3 kPa（绝）下的沸点为107 ℃，在19.6 kPa（绝）下的沸点为65.8 ℃，

　　试利用杜林规则计算此溶液在49kPa（绝）下的沸点，

　　。

　　-4用一单效蒸发器浓缩CaCl2水溶液，操作压力为101.3 kPa（绝），已知蒸发器中CaCl溶液的浓度为

　　74即管内液面高度和加

　　40.8％，其密度为1340 kg?m3，若蒸发时的液面高度为1m，试求此时溶液的沸点

　　t

　　7-5

　　用一传热面积为10m2的蒸发器将某溶液由15％浓缩至40％，沸点进料，要求每小时蒸得375 kg浓

　　且过小。另外，相对

　　缩液。已知蒸发器的传热系数为800W·m2℃1，蒸发压力为19.6 kPa（绝），此操作条件下的温差

　　力为常压，而且用水

　　损失可取为8℃。若溶液浓度对其比热容的影响及热损失可忽略不计，试问加热蒸汽压力至少应多大

　　才能满足生产要求？

　　内管长的1/3～12

　　-6

　　在双效并流蒸发器中，将104kgh210％的 NaOH水溶液浓缩至50％。加热蒸汽压力为489 kPa（绝），末效操作压力为14.7 kPa（绝）。已知两效的传热系数为K；＝1500W·m2-K1，K2＝700W·m2K1，两效溶液的密度可近似取为1120 kg·m3和1460kg?m3，液面高度均为1.2m，料液在100℃下加入，两

　　蒸发器的传热面积相同，试求蒸汽消耗量和所需的蒸发器传热面积。

　　采用三效并流蒸发流程，将10％的NaOH水溶液浓缩至30％，进料量为2.4×104kg·h1，进料温度为80℃，已知加热蒸汽压力为391 kPa，末效蒸发压力为19.6kPa（绝）。各效传热面积相同。其传热系数分别为K1＝2000 W?m2K1，K2＝1500 W·m2K1；K3＝1000 W·m2K1，若不计液柱静压

　　力对溶液沸点的影响，试求加热蒸汽消耗量和蒸发器所需的传热面积。

　　7-8用传热面积为100 m2的单效蒸发器将 NaOH水溶液由10％浓缩至30％。加热蒸汽压力为293 kPa，

　　蒸发压力为101.3kPa（绝），沸点进料，热损失及浓缩热忽略不计，并可认为溶液的比热容在浓缩时

　　为一常数。（1）采用循环操作时，液面高度3m，溶液密度为1300kg·m3，进料量为5000 kg·hl，

　　试求此时蒸发器的传热系数；（2）后改为单程模式操作，测得其传热系数为1800W·m2℃l，问此时

　　进料量增为多少？

　　符号说明

　　符号

　　意义

　　单位

　　单位

　　液面高度

　　m

　　20

　　符号

　　意义

　　L

　　A

　　传热面积

　　m2

　　kJkg-1.K-1

　　L

　　溶液排出量

　　kgh-1

　　压力

　　Pa

　　与u的关系

　　C

　　溶液的比热容

　　a2

　　c

　　水的比热容

　　kJ.kg-1.K-1

　　Q

　　热流量

　　W，kW

　　D

　　加热蒸汽消耗量

　　kgh-1

　　热通量

　　W·m-2

　　q

　　d

　　管径

　　m

　　r

　　蒸发潜热

　　kJkg

　　d

　　气泡的脱离直径

　　m

　　T

　　蒸汽温度，

　　℃

　　若如图7-26所示

　　E垢的形成，因而采用

　　额外蒸汽量

　　kgh-1

　　t

　　液体温度

　　℃

　　F

　　进料量

　　kgh1

　　U

　　蒸发强度

　　kg.m-2h-1

　　在2.5m·s以上

　　H

　　蒸汽的焓

　　kJkg-1

　　u

　　流速

　　ms-1

　　h

　　液体的焓

　　kJkg-1

　　W·m-2.K-1

　　W

　　蒸发量

　　kgh-1

　　发器相仿为缩

　　K

　　传热系数

　　246

　　化工原理符号

　　意义

　　单位

　　符号

　　意义

　　单位

　　x

　　溶液的质量分数

　　％

　　黏度

　　Pas

　　a

　　给热系数

　　W·m-2·K-1

　　运动黏度

　　m2·s-1

　　4

　　温差损失

　　℃

　　密度

　　kgm-a

　　热导率

　　W.m1K-1

　　表面张力

　　N·m-1

　　参考文献

　　1

　　胡柏松等，多效蒸发工程中*佳效数的计算，无机盐工业，2012，11：55-662

　　张猛等，降膜蒸发器的研究进展.流体机械，2012，6：82-863《化学工程手册》编辑委员会，化学工程手册·蒸发.北京：化学工业出版社，1989

　　热导

　　名称

　　空气

　　氮

　　复

　　氨

　　氨

　　一氧化碳

　　二氧化碳

　　二氧化硫

　　二氧化氮

　　硫化氢

　　附录

　　附录一常用物理量的单位与量纲

　　量纲

　　单位名称

　　单位符号

　　L

　　物理量名称

　　米

　　m

　　T

　　长度

　　秒

　　s

　　M

　　时间

　　千克（公斤）

　　kg

　　N

　　质量

　　摩［尔］

　　mol

　　Θ

　　物质的量

　　度

　　℃，K

　　MLT-2

　　温度

　　牛顿

　　N

　　LT-1

　　力，重量

　　米/秒

　　m/s

　　LT-2

　　速度

　　米/秒2

　　m/s2

　　ML-3

　　加速度

　　千克/米3

　　kg/m3

　　ML-1T-2

　　密度

　　帕斯卡（牛顿/米2）

　　Pa（N/m2）

　　ML2T-2

　　压力（压强）

　　J

　　焦耳

　　ML2T-3

　　功，能、热量

　　w

　　瓦特

　　ML-1T-1

　　功率

　　Pas

　　帕斯卡·秒

　　MT-2

　　黏度

　　N/m

　　牛顿/米

　　MLT-30-1

　　表面张力

　　W/（m·℃）

　　瓦特/（米·度）

　　L2T-1

　　热导率（导热系数）

　　m2/s

　　米2/秒

　　扩散系数

　　附录二

　　某些气体的重要物理性质

　　临界点

　　热导率

　　比热容（20℃，

　　汽化热

　　（0℃，101.3

　　黏度

　　沸点

　　密度（0℃

　　101. 3 kPa）/kJ

　　p/10-5

　　（101. 3 kPa）（101. 3 kPa）

　　温度

　　压力

　　kPa）/W.ml

　　名称

　　分子式

　　101.3 kPa）

　　kgC-1

　　/kJ.kg-

　　Pas

　　/℃

　　/℃

　　/kPa

　　℃-1

　　/kgm-3

　　cv

　　-195

　　197

　　-140.7

　　3768.4

　　0.0244

　　1.009

　　0.720

　　1.73

　　-132.98

　　213

　　-118.82

　　5036.6

　　0.0240

　　空气

　　1.293

　　0.653

　　2.03

　　1.429

　　0.913

　　-195.78

　　199.2

　　-147.13

　　3392.5

　　0.0228

　　氧

　　O2

　　1.047

　　0.745

　　1.70

　　-252.75

　　454.2

　　-239.9

　　1296.6

　　氮

　　1.251

　　0.842

　　0.163

　　N2

　　14.27

　　10.13

　　1.88

　　-268.95

　　19.5

　　-267.96

　　228.94

　　氢

　　0.0899

　　0.144

　　H2

　　0.1785

　　5.275

　　3.18

　　-185.87

　　163

　　-122.44

　　4862.4

　　He

　　0.532

　　0.322

　　2.09

　　0.0173

　　1.29（16℃）

　　-33.8

　　305

　　144.0

　　7708.9

　　Ar

　　1.7820

　　0.481

　　0.355

　　0.918

　　-33.4

　　1373

　　132.4

　　0.0072

　　Clz

　　3.217

　　

　　2.22

　　1.67

　　1.66

　　-191.48

　　211

　　-140.2

　　0.0215

　　CH3

　　0.771

　　1.047

　　0.754

　　1.37

　　-78.2

　　574

　　3497.9

　　一氧化碳

　　1.250

　　31.1

　　0.0226

　　Co

　　0.837

　　0.653

　　1.17

　　-10.8

　　394

　　7384.8

　　二氧化碳

　　157.5

　　0.0137

　　CO2

　　1.976

　　0.632

　　0.502

　　21.2

　　712

　　7879.1

　　二氧化硫

　　SO2

　　2.927

　　158.2

　　0.0077

　　二氧化氮

　　0.804

　　0.615

　　1.166

　　-60.2

　　548

　　

　　NO2

　　0.804

　　100.4

　　0.0400

　　硫化氢

　　1.059

　　

　　H.S

　　1.539

　　0.0131

　　2.固体物料的

　　250

　　化工原理

　　名称

　　附录四

　　某些固体材料的重要物理性质

　　磷灰石

　　结晶石膏

　　1.固体材料的密度、热导率和比热容

　　干黏土

　　热导率

　　比热容

　　密度

　　炉灰

　　名称

　　/kcal.m-

　　/kcal.kgf-1.

　　干土

　　/kg·m-3

　　/W.m-1K-1

　　/kJkg-1K-1h-1.℃-1

　　℃-1

　　石灰石

　　（1）金属

　　钢

　　7850

　　45.3

　　39.0

　　0.46

　　0.11

　　17

　　15

　　0.50

　　不锈钢

　　7900

　　0.12

　　铸铁

　　7220

　　62.8

　　54.0

　　0.50

　　0.12

　　铜

　　8800

　　383.8

　　330.0

　　0.41

　　0.097

　　age

　　8000

　　64.0

　　55.0

　　0.38

　　0.091

　　压力

　　青铜

　　黄铜

　　8600

　　85.5

　　73.5

　　0.38

　　0.09

　　温度/℃

　　/1o0kPa

　　铝

　　2670

　　203.5

　　175.0

　　0.92

　　0.22

　　镍

　　9000

　　58.2

　　50.0

　　0.46

　　0.11

　　1.0130

　　铅

　　

　　34.9

　　30.0

　　0.13

　　0.031

　　10

　　1.013

　　（2）塑料

　　20

　　1.013

　　酚醛

　　1250～.13～0.26

　　0.11～0.22

　　1.3～1.7

　　0.3～0.4

　　30

　　1.013

　　尿醛

　　1400～.30

　　0.26

　　1.3～1.7

　　0.3～0.4

　　40

　　1.013

　　聚氯乙烯

　　1380～.16

　　0.14

　　1.8

　　0.44

　　50

　　1.013

　　1.013

　　聚苯乙烯

　　1050～.08

　　0.07

　　1.3

　　0.32

　　60

　　1.013

　　低压聚乙烯

　　940

　　0.29

　　0.25

　　2.6

　　0.61

　　70

　　80

　　1.013

　　高压聚乙烯

　　920

　　0.26

　　0.22

　　2.2

　　0.53

　　90

　　1.013

　　有机玻璃

　　1180～.14～0.20

　　0.12～0.17

　　100

　　1.013

　　（3）建筑材料、绝热

　　110

　　1.433

　　材料、耐酸材料

　　120

　　1.986

　　及其他

　　130

　　2.702

　　干沙

　　1500～.45～0.48

　　0.39～0.50

　　0.8

　　0.19

　　140

　　3.624

　　黏土

　　150

　　1600～.47～0.53

　　0.4～0.46

　　0.18

　　4.761

　　0.75

　　160

　　（-20～20℃）

　　（-20～20℃）

　　6.

　　7.924

　　锅炉炉渣

　　700～1100

　　0.19～0.30

　　0.16～0.26

　　180

　　10.03

　　黏土砖

　　1600～.47～0.67

　　0.40～0.58

　　0.92

　　0.22

　　190

　　12.55

　　耐火砖

　　200

　　1840

　　1.05（800～1100℃）

　　0.9（800～1100℃）

　　0.88～1.00

　　0.21～0.24

　　210

　　15.54

　　绝缘砖（多孔）

　　600～1400

　　0.16～0.37

　　0.14～0.32

　　220

　　19.07

　　混凝土

　　2000～.3～1.55

　　1.1～1.33

　　0.84

　　0.20

　　230

　　23.20

　　松木

　　500～600

　　240

　　27.98

　　0.07～0.10

　　0.06～0.09

　　2.7（0～100℃）

　　0.65（0～100℃）

　　软土

　　100～300

　　0.041～0.064

　　250

　　33.4

　　0.035～0.055

　　0.96

　　0.23

　　39.7

　　石棉板

　　260

　　770

　　0.11

　　0.10

　　0.816

　　0.195

　　270

　　46.9

　　石棉水泥板

　　1600～.35

　　0.3

　　280

　　55.0

　　玻璃

　　2500

　　0.74

　　0.64

　　64.1

　　0.67

　　0.16

　　290

　　耐酸陶瓷制品

　　2200～.93～1.0

　　74.4

　　0.8～0.9

　　0.75～0.80

　　0.18～0.19

　　300

　　耐酸砖和板

　　2100～2400

　　310

　　85.8320

　　98.7

　　耐酸搪瓷

　　2300～.99～1.04

　　0.85～0.9

　　0.84～1.26

　　0.2～0.3

　　330

　　113.

　　橡胶

　　1200

　　0.16

　　0.14

　　1.38

　　0.33

　　340

　　128.

　　冰

　　900

　　2.3

　　2.0

　　2.11

　　0.505

　　350

　　146.360

　　165.370

　　189.

　　210.

　　附

　　录

　　249续表

　　续表

　　体积膨胀

　　表面张力

　　摩尔质量

　　密度

　　热导率

　　沸点

　　比热容

　　黏度

　　（20℃）

　　热导率

　　汽化热

　　（20℃）

　　系数

　　（20℃）

　　/10-3N.

　　（0℃，101.3分子式

　　/kg

　　（101.3

　　（20℃）/kJ·

　　（20℃）/kJkg

　　/W.m-1.

　　（20℃）

　　kPa）/W·m-1称

　　kmol-1

　　/kgm-3

　　kPa）/℃

　　kg℃

　　/mPas

　　℃-1

　　/10-4℃-

　　m-1

　　℃

　　27.9

　　C7H

　　92.13

　　867

　　110.63

　　0.675

　　0.138

　　10.9

　　363

　　1.70

　　0.0300

　　30.2

　　甲苯

　　C H1o

　　106.16

　　880

　　144.42

　　347

　　1.74

　　0.811

　　0.142

　　0.0180都二甲苯

　　10.1

　　29.0

　　0.0148C8H1o

　　106.16

　　864

　　139.10

　　343

　　1.70

　　0.611

　　0.167

　　间二甲苯

　　28.0

　　CH10

　　106.16

　　861

　　138.35

　　340

　　1.704

　　0.643

　　0.129

　　0..0128对二甲苯

　　CH9

　　104.1

　　911

　　145.2

　　（352）

　　1.733

　　0.72

　　0.0164苯乙烯

　　（15.6℃）

　　32

　　112.56

　　1106

　　131.8

　　1.298

　　0.85

　　0.14

　　325

　　氯苯

　　CHsCl

　　（30℃）

　　0.0184

　　41

　　123.17

　　1203

　　210.9

　　396

　　396

　　2.1

　　0.15

　　0.0085硝基苯

　　C6H5NO2

　　0.17

　　8.5

　　42.9

　　0.0088C6 H5 NH2

　　93.13

　　1022

　　184.4

　　448

　　2.07

　　4.3

　　苯胺

　　1050

　　181.8

　　511

　　3.4

　　CH5OH

　　94.1酚

　　（50℃）

　　熔点

　　（50℃）40.9

　　膨胀

　　表面张力

　　0.59

　　萘

　　C16H8

　　128.17

　　1145

　　217.9

　　314

　　1.80

　　数

　　（20℃）

　　（固体）

　　熔点

　　（100℃）

　　（100℃）

　　0℃）

　　/10-3N

　　80.2

　　4℃-1

　　m-1

　　22.6

　　64.7

　　1101

　　2.48

　　0.6

　　0.212

　　12.2

　　82

　　791

　　72.8

　　甲醇

　　CH3OH

　　32.04

　　1.15

　　0.172

　　11.6

　　22.8

　　2.39

　　4）

　　C2HsOH

　　46.07

　　789

　　78.3

　　846

　　乙醇

　　804

　　78.3

　　1.4

　　4）

　　乙醇

　　（95％）

　　197.6

　　780

　　2.35

　　23

　　47.7

　　62.05

　　1113乙二醇

　　C2H4（OH）2

　　290

　　1499

　　0.59

　　5.3

　　63

　　甘油

　　C3H5（OH）2

　　92.09

　　1261

　　（分解）

　　34.6

　　360

　　2.34

　　0.24

　　0.14

　　16.3

　　18

　　乙醚

　　（C2H5）2O

　　74.12

　　714

　　20.2

　　574

　　1.9

　　1.3

　　783

　　21.2

　　44.05

　　32

　　乙醛

　　CH3CHO

　　（18℃）

　　（18℃）

　　16.2

　　161.7

　　452

　　1.

　　1.15

　　43.5

　　糠醛

　　C5H4O2

　　96.09

　　（50℃）

　　18.2

　　792

　　56.2

　　523

　　2.35

　　0.32

　　0.17

　　丙酮

　　CH3COCH3

　　58.08

　　23.7

　　20.1

　　1220

　　100.7

　　494

　　2.17

　　1.9

　　46.03

　　0.26

　　甲酸

　　HCOOH

　　1049

　　118.1

　　406

　　1.99

　　1.3

　　27.8

　　21.8

　　CH3 COOH

　　60.03

　　0.17

　　10.7

　　乙酸

　　901

　　77.1

　　368

　　1.92

　　23.9

　　88.11

　　0.48

　　0.14

　　28.5

　　乙酸乙酯

　　CH3

　　COOC2H5

　　（10℃）

　　（10℃）

　　780～820

　　3

　　26.8

　　0.15

　　煤油

　　680～800

　　10.0

　　30.8

　　0.7～0.8

　　汽油

　　0.19

　　（30℃）

　　12.5

　　28.6

　　摩

　　248

　　化工原理

　　续表

　　分子式

　　热导率

　　名称

　　临界点

　　比热容（20℃，

　　沸点

　　汽化热

　　（0℃，101.3

　　C7H8

　　密度（0℃

　　101. 3 kPa）/kJ.

　　黏度

　　（101.3kPa）（101.3kPa）温度

　　压力

　　kPa）/W.m1.

　　名称

　　分子式

　　101.3kPa）

　　kg1℃-1

　　u/10-s

　　Pas

　　/℃

　　/kJ.kg-1

　　/℃

　　/kPa

　　℃-1

　　甲苯

　　C8 H10

　　/kgm-3

　　C8 H10

　　CP

　　cv

　　511

　　-82.15

　　4619.3

　　0.0300

　　邻二甲苯

　　-161.58

　　甲烷

　　CH4

　　0.717

　　2.223

　　1.700

　　1.03

　　-88.50

　　486

　　32.1

　　4948.5

　　0.0180

　　同二甲苯

　　1.357

　　1.729

　　1.444

　　0.850

　　427

　　95.6

　　4355.9

　　0.0148

　　乙烷

　　C2H6

　　1.650

　　0.795

　　-42.1

　　丙烷

　　C3H8

　　2.020

　　1.863

　　对二甲苯

　　C8H

　　（18℃）

　　386

　　152

　　3798.8

　　0.0135

　　-0.5

　　正丁烷

　　C4H10

　　2.673

　　1.918

　　1.733

　　0.810

　　-36.08

　　151

　　197.1

　　3342.9

　　0.0128

　　苯乙烯

　　正戊烷

　　C5H12

　　1.72

　　1.57

　　0.0874

　　0.935

　　103.7

　　481

　　9.7

　　5135.9

　　0.0164

　　C6H Cl

　　乙烯

　　C2H4

　　1.261

　　1.528

　　1.222

　　0.835

　　-47.7

　　440

　　91.4

　　4599.0

　　丙烯

　　C3H6

　　1.914

　　1.633

　　1.436

　　氯苯

　　（20℃）

　　-83.66

　　829

　　35.7

　　6240.0

　　0.0184

　　C6H5NO2

　　乙炔

　　C2H2

　　1.171

　　1.683

　　1.352

　　0.935

　　（升华）

　　硝基苯

　　CH5NH

　　0.582

　　0.989

　　-24.1

　　406

　　148

　　6685.8

　　0.0085

　　氯甲烷

　　CH3Cl

　　2.308

　　0.741

　　苯胺

　　0.72

　　80.2

　　394

　　288.5

　　4832.0

　　0.0088

　　C6H6

　　1.252

　　1.139

　　CHOH

　　苯

　　酚

　　附录三某些液体的重要物理性质

　　热导率

　　体积膨胀

　　表面张力

　　C16 H萘

　　摩尔质量

　　密度

　　沸点

　　比热容

　　黏度

　　汽化热

　　（20℃）

　　系数

　　（20℃）

　　名称

　　分子式

　　/kg.

　　（20℃）

　　（101.3

　　（20℃）/kJ·

　　（20℃）

　　/kJ.kg-

　　/Wm

　　B（20℃）

　　/10-3N.

　　kmol-1T-M

　　/kgm-3

　　kPa）/℃

　　kg1℃-1

　　/mPas

　　℃-1

　　/10-4℃-1

　　m-1

　　CH3C

　　水

　　H2O

　　18.02

　　998

　　100

　　2258

　　4.183

　　1.005

　　0.599

　　1.82

　　72.8

　　甲醇

　　氯化钠盐水

　　1186

　　107

　　3.39

　　2.3

　　0.57

　　（4.4）

　　乙醇

　　C2H5

　　（25％）

　　（30℃）

　　T.1M

　　（25℃）

　　W

　　氯化钙盐水

　　1228

　　107

　　2.89

　　2.5

　　0.57

　　（3.4）

　　乙醇

　　（95％）

　　（25％）

　　硫酸

　　H2SO4

　　98.08

　　1831

　　340

　　1.47

　　0.38

　　5.7

　　乙二醇

　　C2H4（

　　（分解）

　　（98％）

　　硝酸

　　HNO3

　　63.02

　　1513

　　86

　　481.1

　　1.17

　　甘油

　　C3H5

　　（10℃）

　　盐酸

　　HCl

　　36.47

　　1149

　　2.55

　　2

　　0.42

　　乙醚

　　（C2

　　（30％）

　　（31.5％）

　　二硫化碳

　　CS2

　　76.13

　　1262

　　46.3

　　352

　　1.005

　　0.38

　　0.16

　　12.1

　　32

　　乙醛

　　CH

　　戊烷

　　C5H12

　　72.15

　　626

　　36.07

　　357.4

　　2.24

　　0.229

　　0.113

　　15.9

　　16.2

　　（15.6℃）

　　己烷

　　CH14

　　86.17

　　659

　　68.74

　　335.1

　　2.31

　　0.313

　　0.119

　　18.2

　　糠醛

　　C

　　（15.6℃）

　　庚烷

　　C7H16

　　100.20

　　684

　　98.43

　　316.5

　　2.21

　　0.411

　　0.123

　　20.1

　　丙酮

　　（15.6℃）

　　CH

　　辛烷

　　CH18

　　114.22

　　763

　　125.67

　　306.4

　　2.19

　　0.540

　　0.131

　　7

　　21.8

　　甲酸

　　H

　　（15.6℃）

　　三氯甲烷

　　乙酸

　　CHCl3

　　119.38

　　1489

　　61.2

　　253.7

　　C

　　0.992

　　0.58

　　0.138

　　28.5

　　（30℃）

　　12.6

　　（10℃）

　　乙酸乙酯

　　四氯化碳

　　CCL

　　153.82

　　1594

　　76.8

　　195

　　0.850

　　1.0

　　0.12

　　26.8

　　1，2-

　　C2HCl2

　　98.96

　　1253

　　0

　　83.6

　　324

　　1.260

　　0.83

　　0.14

　　30.8

　　二氯乙烷

　　煤油

　　（50℃）

　　苯

　　C6H

　　78.11

　　879

　　80.10

　　393.9

　　1.704

　　0.737

　　0.148

　　12.4

　　28.6

　　汽油

　　性质

　　2.固体物料的表观密度

　　附

　　录251

　　表观密度

　　）kg3·R

　　比热容

　　名称

　　/kg.m-3名称

　　表观密度

　　1850

　　/kgm3

　　磷灰石

　　石英

　　名称

　　表观密度

　　结品石膏

　　1300

　　焦炭

　　1500

　　食盐

　　/kgm

　　1380

　　黄铁矿

　　500

　　木炭

　　1020

　　0.46

　　干黏土

　　680

　　块状白垩

　　3300

　　煤

　　200

　　0.50

　　炉灰

　　1300

　　干沙

　　1300

　　磷灰石

　　800

　　干土

　　1800

　　结晶碳酸钠

　　1200

　　0.50

　　石灰石

　　聚苯乙烯

　　1600

　　800

　　1020

　　0.41

　　0.38

　　附录五

　　0.38

　　水的重要物理性质

　　0.92

　　0.46

　　压力

　　密度

　　焓

　　比热容

　　热导率

　　2

　　运动黏度

　　0.13

　　温度/℃

　　体积膨

　　/100kPa/kg·m-3/kJ-kg-1

　　/kJ.kg-1.

　　/Wm-1.

　　黏度

　　/10-5m2.

　　胀系数

　　表面张力

　　K-1

　　K-1

　　/mPas

　　s-l

　　/10-3℃-1

　　/mN.m

　　0

　　1.013

　　999.9

　　0

　　3～1.7

　　4.212

　　0.551

　　10

　　1.013

　　999.7

　　1.789

　　42.04

　　0.1789

　　4.191

　　-0.063

　　75.6

　　0.575

　　1.305

　　3～1.7

　　0.1306

　　20

　　1.013

　　998.2

　　83.9

　　0.070

　　4.183

　　74.1

　　0.599

　　1.005

　　1.013

　　995.7

　　125.8

　　0.1006

　　0.182

　　72.7

　　1.8

　　30

　　4.174

　　0.618

　　0.801

　　0.0805

　　40

　　1.013

　　992.2

　　0.321

　　167.5

　　71.2

　　4.174

　　0.634

　　0.653

　　0.0659

　　1.3

　　0.387

　　69.6

　　50

　　1.013

　　988.1

　　209.3

　　4.174

　　0.648

　　0.549

　　0.0556

　　0.449

　　67.7

　　2.6

　　60

　　1.013

　　983.2

　　251.1

　　4.178

　　0.659

　　0.470

　　0.0478

　　0.511

　　66.2

　　70

　　1.013

　　977.8

　　293.0

　　4.187

　　0.668

　　0.406

　　0.0415

　　0.570

　　2.2

　　64.3

　　80

　　1.013

　　971.8

　　334.9

　　4.195

　　0.675

　　0.355

　　0.0365

　　0.632

　　62.6

　　90

　　1.013

　　965.3

　　377.0

　　4.208

　　0.680

　　0.315

　　0.0326

　　0.695

　　60.7

　　100

　　1.013

　　958.4

　　419.1

　　4.220

　　0.683

　　0.283

　　0.0295

　　0.752

　　58.8

　　110

　　1.433

　　951.0

　　461.3

　　4.233

　　0.685

　　0.259

　　0.0272

　　0.808

　　56.9

　　120

　　1.986

　　943.1

　　503.7

　　4.250

　　0.686

　　0.237

　　0.0252

　　0.864

　　54.8

　　130

　　2.702

　　934.8

　　546.4

　　4.266

　　0.686

　　0.218

　　0.0233

　　0.919

　　52.8

　　140

　　3.624

　　926.1

　　589.1

　　4.287

　　0.685

　　0.201

　　0.0217

　　0.972

　　50.7

　　0.8

　　48.6

　　150

　　1.03

　　4.761

　　917.0

　　632.2

　　4.312

　　0.684

　　0.186

　　0.0203

　　LI

　　160

　　6.481

　　907.4

　　675.3

　　4.346

　　0.683

　　0.173

　　0.0191

　　1.07

　　46.6

　　0.75

　　0.163

　　0.0181

　　1.13

　　45.3

　　170

　　7.924

　　897.3

　　719.3

　　4.386

　　0.679

　　0～20）

　　0.153

　　0.0173

　　1.19

　　42.3

　　180

　　10.03

　　886.9

　　763.3

　　4.417

　　0.675

　　0.670

　　0.144

　　0.0165

　　1.26

　　40.0

　　190

　　12.55

　　876.0

　　807.6

　　4.459

　　4.505

　　0.663

　　0.136

　　0.0158

　　1.33

　　37.7

　　L

　　200

　　15.54

　　863.0

　　852.4

　　0.655

　　0.130

　　0.0153

　　1.41

　　35.4

　　0.92

　　210

　　19.07

　　852.8

　　897.6

　　4.555

　　1.48

　　33.1

　　220

　　943.7

　　4.614

　　0.645

　　0.124

　　0.0148

　　23.20

　　1.59

　　31.0

　　8～1..3

　　0.637

　　0.120

　　0.0145

　　230

　　27.98

　　827.3

　　990.2

　　4.681

　　0.0141

　　1.68

　　28.5

　　0.115

　　0

　　240

　　33.47

　　813.6

　　1038

　　4.756

　　0.628

　　1.81

　　26.2

　　250

　　4.844

　　0.618

　　0.110

　　0.0137

　　39.77

　　799.0

　　1086

　　0.106

　　0.0135

　　1.97

　　23.8

　　260

　　0.604

　　21.5

　　.84

　　46.93

　　784.0

　　1135

　　4.949

　　0.102

　　0.0133

　　2.16

　　～100℃）

　　0

　　270

　　55.03

　　767.9

　　1185

　　5.070

　　0.590

　　0.0131

　　2.37

　　19.1

　　0.098

　　280

　　0.575

　　2.62

　　16.9

　　64.16

　　750.7

　　1237

　　5.229

　　0.094

　　0.0129

　　14.4

　　6

　　290

　　74.42

　　732.3

　　1290

　　5.485

　　0.558

　　0.091

　　0.0128

　　2.92

　　12.1

　　300

　　5.730

　　0.540

　　0.0128

　　3.290.088

　　816

　　85.81

　　712.5

　　1345

　　9.81

　　310

　　0.523

　　0.0128

　　3.82

　　98.76

　　6..1

　　1402

　　0.506

　　0.0856.573

　　0.0127

　　4.33

　　7.67

　　320

　　113.0

　　667.1

　　1462

　　0.081

　　5.34

　　5.67

　　330

　　7.24

　　0.484

　　0.0127

　　128.7

　　640.2

　　1526

　　0.47

　　0.077

　　0.0126

　　6.68

　　3.81

　　6

　　340

　　8.16

　　146.1

　　0.073

　　2.02

　　610.1

　　1595

　　0.43

　　0.0126

　　10.9

　　～0.80

　　350

　　9.50

　　0.067

　　4.71

　　165.3

　　574.4

　　1671

　　26.4

　　360

　　1761

　　13.98

　　0.40

　　0.34

　　0.057

　　0.0126

　　370

　　189.6

　　528.0

　　40.32

　　210.4

　　450.5

　　1892

　　～1.20

　　252

　　化工原理

　　附录六

　　千空气的物理性质（101.3kPa）

　　温度t

　　-2

　　定压比热容c

　　热导率

　　温度t/℃

　　密度p/kgm-3

　　黏度μ/10-5Pas

　　普朗特数Pr

　　-1

　　/kJ.kg-1℃-

　　/10-2W.m-1.C-1

　　-1

　　-50

　　1.584

　　1.013

　　2.035

　　1.46

　　0.728

　　-1

　　-40

　　1.515

　　1.013

　　2.117

　　1.52

　　0.728

　　-1

　　-30

　　1.453

　　1.013

　　2.198

　　1.57

　　0.723

　　-1

　　-20

　　1.395

　　1.009

　　2.279

　　1.62

　　0.716

　　-1

　　-10

　　1.342

　　1.009

　　2.360

　　正

　　1.67

　　0.712

　　-1

　　0

　　1.293

　　1.009

　　2.442

　　1.72

　　0.707

　　-1

　　-1

　　10

　　1.247

　　1.009

　　2.512

　　1.77

　　0.705

　　20

　　1.205

　　1.013

　　2.593

　　1.81

　　0.703

　　30

　　1.165

　　1.013

　　2.675

　　1.86

　　0.701

　　40

　　1.128

　　1.013

　　一

　　2.756

　　1.91

　　0.699

　　50

　　1.093

　　1.017

　　2.826

　　1.96

　　0.698

　　60

　　1.060

　　1.017

　　2.896

　　2.01

　　0.696

　　70

　　1.029

　　1.017

　　2.966

　　2.06

　　0.694

　　80

　　1.000

　　1.022

　　3.047

　　2.11

　　0.692

　　90

　　0.972

　　1.022

　　3.128

　　2.15

　　0.690

　　100

　　0.946

　　1.022

　　3.210

　　2.19

　　0.688

　　120

　　0.898

　　1.026

　　3.338

　　2.29

　　0.686

　　140

　　0.854

　　0

　　1.026

　　3.489

　　2.37

　　0.684

　　160

　　1

　　0.815

　　1.026

　　3.640

　　2.45

　　0.682

　　2

　　180

　　0.779

　　1.034

　　3.780

　　3

　　2.53

　　0.681

　　200

　　0.746

　　1.034

　　4

　　3.931

　　2.60

　　0.680

　　250

　　0.674

　　1.043

　　4.268

　　2.74

　　0.677

　　5

　　300

　　0.615

　　1.047

　　4.605

　　2.97

　　6

　　350

　　0.674

　　0.566

　　1.055

　　4.908

　　400

　　3.14

　　0.676

　　0.524

　　8

　　1.068

　　5.210

　　500

　　3.31

　　0.678

　　9

　　0.456

　　1.072

　　5.745

　　600

　　3.62

　　0.687

　　0.404

　　1.089

　　700

　　6.222

　　1

　　0.362

　　3.91

　　0.699

　　1.102

　　1

　　800

　　6.711

　　0.329

　　4.18

　　0.706

　　1

　　1.114

　　7.176

　　900

　　0.301

　　4.43

　　0.713

　　1

　　1.127

　　7.630

　　1

　　1000

　　0.277

　　4.67

　　0.717

　　1.139

　　8.071

　　1100

　　0.257

　　4.90

　　1.152

　　0.719

　　1

　　8.502

　　1200

　　0.239

　　1.164

　　5.12

　　0.722

　　1

　　9.153

　　5.35

　　0.724

　　1

　　1a

　　1

　　附录253

　　P0

　　附录七

　　普钢特数E

　　水的饱和蒸汽压（-20～100（℃）

　　温度t/℃

　　压力p/Pa

　　温度t/℃

　　102.92

　　0.728

　　-20

　　压力p/Pa

　　20

　　温度t/℃

　　-19

　　113.32

　　21

　　2338.43

　　压力p/Pa60

　　0.728

　　-18

　　124.65

　　22

　　2486.42

　　61

　　.00

　　0.723

　　-17

　　136.92

　　2646.40

　　.25

　　23

　　62

　　150.39

　　2809.05

　　.82

　　-16

　　24

　　63

　　0.716

　　2983.70

　　.05

　　64

　　.28

　　0.712

　　-15

　　165.05

　　25

　　-14

　　180.92

　　3167.68

　　26

　　65

　　0.707

　　198.11

　　3361.00

　　.50

　　-13

　　27

　　66

　　3564.98

　　.05

　　67

　　0.705

　　-12

　　216.91

　　28

　　3779.62

　　.60

　　-11

　　237.31

　　29

　　68

　　.14

　　0.703

　　4004.93

　　69

　　.68

　　0.701

　　-10

　　259.44

　　30

　　4242.24

　　70

　　283.31

　　31

　　.88

　　-90.699

　　4492.88

　　71

　　.75

　　-8

　　309.44

　　32

　　4754.19

　　72

　　.27

　　0.698

　　-7

　　337.57

　　33

　　5030.16

　　73

　　.12

　　-6

　　368.10

　　34

　　0.696

　　5319.47

　　74

　　.30

　　0.694

　　-5

　　401.03

　　35

　　5623.44

　　75

　　.81

　　-4

　　436.76

　　36

　　5940.74

　　76

　　.65

　　0.692

　　-3

　　475.42

　　37

　　6275.37

　　77

　　.81

　　0.690

　　-2

　　516.75

　　38

　　6619.34

　　78

　　.64

　　-1

　　562.08

　　39

　　6691.30

　　79

　　.12

　　0.688

　　0.686

　　.93

　　0

　　610.47

　　40

　　7375.26

　　80

　　1

　　657.27

　　41

　　7777.89

　　81

　　.40

　　0.684

　　2

　　705.26

　　42

　　8199.18

　　82

　　.87

　　0.682

　　8639.14

　　83

　　.99

　　3

　　758.59

　　43

　　84

　　.78

　　0.681

　　4

　　813.25

　　44

　　9100.42

　　0.680

　　9583.04

　　85

　　.55

　　5

　　871.91

　　45

　　.66

　　86

　　.99

　　0.677

　　6

　　934.57

　　46

　　87

　　.44

　　7

　　1001.23

　　47

　　.27

　　0.674

　　.22

　　88

　　.17

　　8

　　1073.23

　　48

　　.83

　　89

　　.25

　　0.676

　　9

　　1147.89

　　49

　　.66

　　0.678

　　.43

　　90

　　10

　　.05

　　1227.88

　　50

　　.70

　　91

　　0.687

　　11

　　51

　　92

　　.44

　　1311.87

　　.97

　　12

　　52

　　.15

　　0.699

　　1402.53

　　.90

　　93

　　13

　　1497.18

　　53

　　94

　　.19

　　0.706

　　.50

　　14

　　1598.51

　　54

　　.55

　　95

　　0.713

　　.76

　　.23

　　15

　　55

　　96

　　1705.16

　　.57

　　0.717

　　.02

　　97

　　16

　　56

　　.24

　　1817.15

　　.94

　　98

　　.22

　　0.719

　　17

　　57

　　1937.14

　　.85

　　99

　　18

　　58

　　.00

　　100

　　0.722

　　2063.79

　　.43

　　19

　　59

　　2197.11

　　0.724

　　256

　　化工原理

　　续表

　　蒸汽的密度焓（液体）

　　焓（蒸汽）

　　汽化热

　　绝压

　　蒸汽的比体积温度/℃

　　/kJ.kg-

　　/kJ.kg

　　/kPa

　　/m3.kg-/kgm-3/kJ.kg-317.61

　　2636.1

　　2318.5

　　温度

　　40

　　75.9

　　3.990.

　　2645.3

　　50

　　81.3

　　3.240..55

　　2304.8

　　359.91

　　2653.0

　　60

　　85.9

　　2.730.

　　2293.1

　　0

　　0..75

　　2659.6

　　2282.8

　　70

　　90.0

　　2.37

　　2665.3

　　2273.6

　　80

　　93.5

　　2.090..710..20

　　2670.5

　　96.7

　　1.87

　　2265.3

　　90

　　0..52

　　2675.1

　　2

　　100

　　99.6

　　1.70

　　2257.6

　　120

　　104.8

　　1.430..37

　　2683.3

　　2243.9

　　3

　　109.3

　　1.240..44

　　2690.2

　　140

　　2231.8

　　160

　　113.3

　　1.0920..42

　　2696.3

　　2220.9

　　180

　　116.9

　　0.9781..76

　　2701.7

　　2210.9

　　200

　　120.2

　　0.8861..78

　　2706.5ar

　　2201.7

　　5

　　250

　　127.4

　　0.7191..47

　　2716.8

　　2181.4

　　300

　　133.6

　　0.6061..58

　　2725.3

　　2163.7

　　350

　　138.9

　　0.5241..45

　　2732.4

　　2147.9

　　400

　　143.7

　　0.4632..87

　　2738.5

　　2133.6

　　450

　　147.9

　　0.4142..38

　　2743.9

　　2120.5

　　500

　　151.9

　　0.3752..35

　　2748.6

　　2108.2

　　8

　　600

　　158.9

　　0.3163..67

　　2756.7

　　2086.0

　　700

　　165.0

　　0.2733..32

　　2763.3

　　2066.0

　　800

　　170.4

　　0.2404..20

　　2768.9

　　2047.7

　　10

　　900

　　175.4

　　0.2154..90

　　2773.6

　　2030.7

　　1×103

　　179.9

　　0.1945..84

　　2777.7

　　2014.8

　　11

　　1.1X103

　　184.1

　　0.1775..35

　　2781.2

　　1999.9

　　12

　　1.2X103

　　188.0

　　0.1636..64

　　2787.0

　　1985.7

　　1.3×103

　　191.6

　　0.1516..89

　　2787.0

　　1972.1

　　1.4×103

　　195.1

　　0.141

　　13

　　7..24

　　2789.4

　　1959.1

　　1.5×103

　　198.3

　　0.1327..82

　　2791.5

　　1946.6

　　14

　　1.6×103

　　201.4

　　0.1248..69

　　2793.3

　　1934.6

　　1.7X103

　　204.3

　　0.1178..96

　　15

　　2794.9

　　1923.0

　　1.8×103

　　207.2

　　0.1109..67

　　2796.3

　　1911.7

　　1.9×103

　　209.8

　　0.1059..88

　　2×103

　　2797.6

　　1900.7

　　16

　　212.4

　　0...64

　　2798.7

　　1890.0

　　1

　　3×103

　　233.9

　　0...2

　　4×103

　　2803.2

　　1794.9

　　250.4

　　0...2

　　5×103

　　2800.5

　　1713.4

　　1

　　264.0

　　0..3663

　　6×103

　　1154.2

　　1639.5

　　275.6

　　2793.6

　　0..8494

　　7×103

　　1213.3

　　285.9

　　2783.8

　　1570.5

　　0...9

　　2771.7

　　1504.8

　　8×103

　　295.0

　　0.0235

　　2

　　42.5532

　　9×103

　　1316.5

　　303.4

　　1441.2

　　0.0205

　　2757.7

　　48.8945

　　1×104

　　1363.1

　　311.0

　　2741.9

　　0.0180

　　1378.9

　　55.5407

　　20

　　1.2×10

　　324.7

　　1407.2

　　0.0143

　　2724.5

　　1317.2

　　69.9301

　　1.4×10

　　336.7

　　1490.7

　　0.0115

　　2684.5

　　1193.8

　　87..4

　　2637.1

　　1066.7

　　1.6×10

　　347.4

　　0..4114

　　1.8×10

　　357.0

　　0..4

　　2580.2

　　930.8

　　133..0

　　2×104

　　365.8

　　0.

　　2509.5

　　777.4

　　170..2

　　2413.1

　　585.9

　　念（蒸汽）

　　附

　　录255

　　kJkg

　　绝压

　　蒸汽的比体积/kPa

　　蒸汽的密度

　　续表

　　2500.5

　　温度t/℃

　　/m3＋kg-1

　　/kgm

　　焓（液体）

　　汽化热

　　/kJ.kg＇

　　焓（蒸汽）

　　汽化热

　　2509.7

　　3344.6240

　　0.

　　16.74

　　MkJ-kg＇

　　/kJkg

　　2518.9

　　3973.5250

　　0.

　　1037.219.96

　　2802..3

　　175.7

　　2528.1

　　2500.5

　　4689.2

　　0.

　　260

　　23.70

　　2800..3

　　1715.4

　　2537.2

　　2488.1

　　5499.6

　　0.

　　270

　　28.06

　　2796.1

　　1661.8

　　2476.8

　　6412.7

　　0.

　　1184.5

　　2789.1

　　2465.1

　　280

　　33.15

　　1604.5

　　1236.0

　　2779.1

　　2546.3

　　1543.1

　　2453.3

　　7437.5

　　0.

　　2555.4

　　290

　　39.11

　　1289.1

　　8583.1

　　0..8

　　46.15

　　1476.7

　　2564.4

　　2441.5

　　300

　　1344.0

　　9859.7

　　0..7

　　1404.7

　　2573.4

　　2429.7

　　310

　　54.53

　　1401.2

　　2727.0

　　

　　0.

　　64.60

　　1325.9

　　2582.3

　　2417.8

　　320

　　1461.2

　　2699.7

　　0..5

　　

　　76.98

　　2405.9

　　330

　　1524.9

　　2665.3

　　1140.4

　　2591.2

　　2393.9

　　

　　0.

　　92.68

　　1593.7

　　2600.0

　　340

　　2621.3

　　1027.6

　　2381.9

　　

　　0.

　　113.5

　　1670.3

　　350

　　2563.4

　　893.0

　　2608.8

　　2369.8

　　

　　0.

　　143.7

　　1761.1

　　2481.7

　　720.6

　　2617.5

　　.6

　　

　　0.

　　200.8

　　1891.7

　　2338.8

　　447.1

　　2626.1

　　2345.4

　　370

　　

　　0.

　　321.5

　　2085.9

　　2085.9

　　0

　　..6

　　2643.1

　　2320.7

　　2308.1

　　附录九

　　饱和水蒸气表（按压力排列）

　　2651.4

　　2659.6

　　2295.5

　　焓（蒸汽）

　　汽化热

　　2282.7

　　蒸汽的比体积

　　蒸汽的密度

　　焓（液体）

　　2667.7

　　绝压2269.7

　　温度/℃

　　/m3.kg-1

　　/kgm-3

　　/kJ.kg-1

　　/kJ-kg＇

　　/kJ.kg＇

　　/kPa

　　2484.1

　　129.19

　　0.

　　29.21

　　2513.3

　　2675.7

　　256.6

　　1.0

　　6.9

　　2524.4

　　2469.9

　　87.96

　　0.

　　54.47

　　2683.6

　　2243.4

　　1.5

　　13.0

　　0.

　　73.58

　　2532.7

　　2459.1

　　2691.3

　　2229.9

　　2.0

　　17.5

　　67.01

　　2539.2

　　2443.6

　　0.

　　88.47

　　2698.8

　　2216.3

　　2437.6

　　2.5

　　21.1

　　54.25

　　0.

　　101.07

　　2544.7

　　3.0

　　24.1

　　45.67

　　2437.6

　　2706.2

　　2202.4

　　0.

　　111.76

　　2549.3

　　218.3

　　3.5

　　26.7

　　39.47

　　121.30

　　2553.5

　　2432.2

　　2713.4

　　2174.0

　　34.80

　　0.

　　4.0

　　29.0

　　130.08

　　2557.3

　　2427.2

　　2720.4

　　2159.4

　　0.

　　2422.8

　　2727.2

　　4.5

　　31.1

　　31.14

　　137.72

　　2560.6

　　2144.6

　　0..5

　　2415.0

　　2733.8

　　5.0

　　32.9

　　28.19

　　0..47

　　2129.5

　　6.0

　　36.2

　　23.74

　　2571.6

　　2408.3

　　2740.2

　　2114.1

　　0..31

　　2402.3

　　2746.4

　　2082.3

　　7.0

　　39.0

　　20.53

　　0..81

　　2576.1

　　2396.8

　　2049.2

　　8.0

　　41.5

　　18.10

　　2580.2

　　2757.9

　　183.36

　　2392.0

　　2014.5

　　9.0

　　16.20

　　0..76

　　2583.7

　　43.8

　　2372.3

　　2768.4

　　10

　　0..2

　　45.8

　　14.67

　　225.93

　　2777.7

　　1978.2

　　15

　　10.02

　　0.

　　54.0

　　2357.5

　　1940.1

　　2608.9251.43

　　2335.3

　　2785.8

　　1900.0

　　20

　　7.65

　　0.

　　2624.6

　　60.1

　　289.26

　　2792.5

　　1857.7

　　30

　　5.23

　　0.

　　2797.7

　　1813.0

　　69.1

　　2801.2

　　803.0

　　254

　　化工原理

　　温度t/℃

　　附录八饱和水蒸气表（按温度排列）

　　240

　　250

　　焓（液体）

　　焓（蒸汽）

　　汽化热

　　260

　　蒸汽的比体积

　　蒸汽的密度

　　绝压

　　/kJ.kg-

　　/kJ.kg-

　　/kJ.kg-

　　270

　　温度t/℃

　　/kPa

　　/m3.kg-1

　　/kgm-3

　　-0.05

　　2500.5

　　2500.5

　　280

　　0.6112

　　206.2

　　0.

　　2509.7

　　2488.7

　　0.

　　21.02

　　5

　　0.8725

　　147.1

　　0.

　　42.00

　　2518.9

　　2476.9

　　290

　　10

　　1.2228

　　106.3

　　0.

　　62.95

　　2528.1

　　2465.1

　　1.7053

　　77.9

　　300

　　15

　　0.

　　83.86

　　2537.2

　　2453.3

　　20

　　2.3339

　　57.8

　　310

　　2546.3

　　3.1687

　　43.36

　　0.

　　104.77

　　2441.5

　　320

　　25

　　125.68

　　2555.4

　　2429.7

　　4.2451

　　32.90

　　0.

　　330

　　30

　　5.6263

　　25.22

　　0.

　　146.59

　　2564.4

　　2417.8

　　35

　　2573.4

　　2405.9

　　7.3811

　　19.53

　　0.

　　167.50

　　40

　　0.

　　188.42

　　2582.3

　　2393.9

　　340

　　45

　　9.5897

　　15.26

　　350

　　12.037

　　0.0831

　　209.33

　　2591.2

　　2381.9

　　360

　　50

　　12.

　　15.745

　　9.572

　　0.1045

　　230.24

　　2600.0

　　2369.8

　　370

　　19.933

　　7.674

　　0.1303

　　251.15

　　2608.8

　　2357.6

　　60

　　374

　　25.024

　　6.199

　　0.1613

　　272.08

　　2617.5

　　2345.4

　　65

　　31.178

　　5.044

　　0.1983

　　293.01

　　2626.1

　　2333.1

　　70

　　75

　　38.565

　　4.133

　　0.2420

　　313.96

　　2634.6

　　2320.7

　　80

　　47.376

　　3.409

　　0.2933

　　334.93

　　2643.1

　　2308.1

　　85

　　57.818

　　2.829

　　0.3535

　　355.92

　　2651.4

　　2295.5

　　90

　　70.121

　　2.362

　　0.4234

　　376.94

　　2659.6

　　2282.7

　　绝压

　　95

　　84.533

　　1.983

　　0.5043

　　397.98

　　2667.7

　　2269.7

　　/kPa

　　100

　　101.33

　　1.674

　　0.5974

　　419.06

　　2675.7

　　2256.6

　　1.0

　　105

　　120.79

　　1.420

　　0.7042

　　440.18

　　2683.6

　　2243.4

　　1.5

　　110

　　143.24

　　1.211

　　0.8258

　　461.33

　　2691.3

　　2229.9

　　2.0

　　115

　　169.02

　　1.037

　　0.9643

　　482.52

　　2698.8

　　2216.3

　　2.

　　120

　　198.48

　　0.892

　　1.121

　　503.76

　　2706.2

　　2202.4

　　3.

　　125

　　232.01

　　0.7709

　　1.297

　　525.04

　　2713.4

　　2188.3

　　130

　　270.02

　　0.6687

　　1.495

　　546.38

　　2720.4

　　2174.0

　　3.

　　135

　　312.93

　　0.5823

　　1.717

　　567.77

　　2727.2

　　2159.4

　　140

　　361.19

　　0.5090

　　1.965

　　589.21

　　2733.8

　　2144.6

　　4.

　　145

　　415.29

　　0.4464

　　2.240

　　610.71

　　2740.2

　　2129.5

　　150

　　475.71

　　0.3929

　　2.545

　　632.28

　　2746.4

　　2114.1

　　160

　　617.66

　　0.3071

　　3.256

　　675.62

　　2757.9

　　2082.3

　　170

　　791.47

　　0.2428

　　4.119

　　180

　　719.25

　　2768.4

　　2049.2

　　1001.9

　　0.1940

　　5.155

　　763.22

　　2777.7

　　2014.5

　　190

　　1254.2

　　0.1565

　　6.390

　　807.56

　　200

　　1553.7

　　2785.8

　　1978.2

　　0.1273

　　7.855

　　852.34

　　210

　　1906.2

　　2792.5

　　0.1044

　　1940.1

　　9.579

　　897.62

　　220

　　2317.8

　　0.0862

　　2797.7

　　1900.0

　　11.600

　　943.46

　　230

　　2795.1

　　0.

　　2801.2

　　1857.7

　　13.98

　　989.95

　　2803.0

　　1813.0

　　附录十水的黏度（0～100℃）

　　附录257

　　0

　　659.4

　　265.

　　黏度

　　温度

　　2570.5

　　温度

　　/mPas

　　/℃

　　黏度

　　/mPas

　　温度

　　诺。

　　黏度

　　2675.1

　　I℃

　　温度

　　1.7921

　　25

　　/mPas

　　黏度

　　475.42

　　0

　　0.8937

　　51

　　/mPa＇s

　　N90.76

　　1.7313

　　26

　　0.5404

　　0.8737

　　77

　　257.

　　0.3702

　　04.78

　　52

　　UALA

　　0.5315

　　1.6728

　　27

　　78

　　，怕

　　0.8545

　　0.3655

　　2

　　53

　　NL

　　0.5229

　　“23LA

　　79

　　275

　　1.6191

　　28

　　0.3610

　　0.8360

　　3

　　54

　　0.5146

　　80

　　0.3565

　　1.5674

　　29

　　0.8180

　　55

　　4

　　0.5064

　　81

　　0.3521

　　73

　　1.5188

　　30

　　0.8007

　　56

　　00

　　5

　　0.4985

　　82

　　23

　　0.3478

　　1.4728

　　31

　　0.7840

　　57

　　05

　　6

　　0.4907

　　83

　　0.3436

　　20

　　1.4284

　　32

　　0.7679

　　58

　　0.4832

　　84

　　0.3395

　　1.3860

　　33

　　0.7523

　　59

　　0.4759

　　85

　　0.3355

　　.0

　　254.1

　　8

　　1.3462

　　34

　　0.7371

　　60

　　0.4688

　　86

　　0.3315

　　920.

　　0.3276

　　22

　　10

　　1.3077

　　35

　　0.7225

　　61

　　0.4618

　　87

　　762.84

　　2m.1

　　0.7085

　　62

　　0.4550

　　88

　　0.3239

　　36

　　11

　　1.2713

　　781.35

　　0.3202

　　37

　　0.6947

　　63

　　0.4483

　　89

　　278L2796.64

　　1

　　12

　　1.2363

　　2787.0

　　191

　　0.6814

　　64

　　0.4418

　　90

　　0.3165

　　814.89

　　2787.0

　　1.2028

　　38

　　13

　　91

　　0.3130

　　830.24

　　

　　195

　　65

　　0.4355

　　1.1709

　　39

　　0.6685

　　84.82

　　

　　14

　　0.3095

　　66

　　0.4293

　　92

　　0.6560

　　15

　　1.1404

　　40

　　93

　　0.3060

　　67

　　0.4233

　　871.96

　　2794.9

　　0.6439

　　16

　　1.1111

　　41

　　94

　　0.3027

　　279.3

　　0.4174

　　88.67

　　42

　　0.6321

　　68

　　0.2994

　　2797.6

　　17

　　1.0828

　　950.4117

　　m

　　690.6207

　　0.2962

　　18

　　1.0559

　　43

　　0.4061

　　96

　　70

　　174

　　44

　　0.6097

　　0.2930

　　19

　　97

　　1.0299

　　0.4006

　　1008.2

　　15

　　710.5988

　　0.

　　14

　　20

　　1087.2

　　1.0050

　　45

　　0.3952

　　2782s

　　72

　　0.2868

　　0.5883

　　99

　　115.2

　　m

　　20.2

　　1.0000

　　46

　　0.3900

　　14L

　　73

　　0.2838

　　/378.5

　　0.5782

　　100

　　21

　　47

　　0.3849

　　757.7

　　1317.2

　　0.9810

　　74

　　2741.9

　　1193.8

　　0.5683

　　22

　　0.9579

　　48

　　0..5588

　　/

　　除了

　　23

　　49

　　0.3750

　　0.9359

　　330.8

　　76

　　24

　　0.5494

　　0.9142

　　50

　　（

　　258

　　化工原理

　　序号

　　附录十一液体黏度共线图

　　1

　　2

　　温度

　　3

　　I＂CI＂F

　　黏度/mPas

　　

　　100

　　4

　　380

　　90

　　190-370

　　F80

　　

　　70

　　5

　　350

　　60

　　

　　6

　　＋330

　　50E

　　

　　40

　　＋310

　　7

　　150-300

　　290

　　30

　　8

　　140

　　-

　　270

　　260

　　20

　　9

　　120

　　250

　　240

　　10

　　110

　　×

　　230

　　＋220

　　30

　　11

　　100

　　10

　　210

　　9

　　200

　　28

　　8

　　12

　　90-

　　190

　　7

　　180

　　26

　　6

　　80

　　13

　　170

　　5

　　24

　　70

　　160

　　X

　　14

　　150

　　22

　　60＋

　　140

　　15

　　3

　　130

　　20

　　

　　16

　　18

　　2

　　110

　　40

　　Y

　　17

　　100

　　16

　　0

　　9030

　　18

　　14

　　上80

　　-1

　　2070

　　12

　　0.9

　　19

　　0.8

　　60

　　A

　　0.7

　　10

　　20

　　10-50

　　0.6

　　下40

　　8

　　0.5

　　21

　　030

　　0.4

　　6

　　22

　　下20

　　-10-

　　0.3

　　4

　　F10

　　23

　　2

　　-20-

　　-0.2

　　24

　　F-10

　　2

　　4

　　6

　　8

　　-30-20

　　10

　　12

　　14

　　16

　　18

　　25

　　20

　　X

　　0.1

　　26

　　附录十一和附录十二共线图用法举例：如附录十一，求苯在50℃时的黏度。从本表序号26查得

　　27

　　苯的X＝12.5，Y＝10.9，把这两个数值标在共线图的Y-X坐标上得点A，将点A与图中温度标尺上

　　50℃的点连成一直线，延长，与黏度标尺相交，由此交点定出50 ℃苯的黏度为0.44 mPas

　　28

　　29

　　30

　　名称序号

　　X

　　液体黏度共线图坐标值

　　附

　　水

　　Y

　　录259

　　1

　　10.2

　　序号

　　Pas

　　盐水（25％NaCl）

　　13.0

　　名称

　　2

　　10.2

　　3116.6

　　乙苯

　　Y

　　盐水（25％CaCl2）

　　32

　　3

　　6.6

　　氯苯

　　13.2

　　11.5

　　0

　　15.9

　　氨

　　33

　　12.3

　　4

　　12.6

　　硝基苯2.0

　　12.4

　　氨水（26％）

　　34

　　苯胺

　　10.6

　　5

　　10.1

　　16.2

　　13.9

　　二氧化碳

　　3511.6

　　酚

　　8.1

　　18.7

　　6

　　0.3

　　36

　　6.9

　　二氧化硫

　　15.2

　　联苯

　　20.8

　　7.1

　　37

　　12.0

　　18.3

　　8

　　二硫化碳

　　16.1

　　7.5

　　7.9

　　38

　　溴

　　甲醇（100％）

　　18.1

　　9

　　14.2

　　13.2

　　12.4

　　39

　　10.5

　　甲醇（90％）

　　10

　　汞

　　18.4

　　16.4

　　12.3

　　40

　　11.8

　　甲醇（40％）

　　11

　　硫酸（110％）7.2

　　7.8

　　27.4

　　15.5

　　41

　　乙醇（100％）

　　硫酸（100％）

　　10.5

　　12

　　8.0

　　13.8

　　25.1

　　42

　　乙醇（95％）

　　9.8

　　14.3

　　13

　　硫酸（98％）7.0

　　24.8

　　43

　　乙醇（40％）

　　6.5

　　16.6

　　14

　　硫酸（60％）10.2

　　21.3

　　44

　　乙二醇

　　6.0

　　23.6OE

　　15

　　硝酸（95％）12.8

　　13.8

　　45

　　甘油（100％）

　　2.0

　　30.0

　　16

　　硝酸（60％）10.8

　　17.0

　　46

　　甘油（50％）

　　6.9

　　19.6

　　17

　　盐酸（31.5％）.13.0

　　16.6

　　47

　　乙醚

　　14.5

　　5.3

　　18

　　氢氧化钠（50％）3.2

　　25.8

　　48

　　乙醛

　　15.2

　　14.8

　　19

　　戊烷

　　14.9

　　5.2

　　49

　　丙酮

　　14.5

　　7.2

　　20

　　50

　　甲酸

　　10.7

　　15.8

　　乙烷

　　14.7

　　7.0

　　乙酸（100％）

　　12.1

　　14.2

　　21

　　庚烷

　　14.1

　　8.4

　　51

　　9.5

　　17.0

　　22

　　辛烷

　　13.7

　　10.0

　　52

　　乙酸（70％）

　　12.7

　　12.8

　　23

　　三氯甲烷

　　14.4

　　10.2

　　53

　　乙酸酐

　　13.7

　　9.1

　　24

　　四氯化碳

　　乙酸乙酯

　　12.7

　　13.1

　　54

　　11.8

　　12.5

　　25

　　55

　　乙酸戊酯

　　二氯乙烷

　　13.2

　　12.2

　　14.4

　　9.0

　　26

　　56

　　氟里昂-11

　　苯

　　81

　　ol

　　12.5

　　10.9

　　16.8

　　5.6

　　27

　　57

　　氟里昂-12

　　甲苯

　　13.7

　　10.4

　　15.7

　　7.5

　　28

　　氟里昂-21

　　邻二甲苯

　　13.5

　　12.1

　　58

　　17.2

　　4.7

　　26查得

　　29

　　氟里昂-22

　　10.2

　　16.9

　　间二甲苯

　　59

　　标尺上

　　13.9

　　10.6

　　30

　　煤油

　　对二甲苯

　　13.9

　　10.9

　　60

　　262

　　化工原理

　　附录十三

　　液体比热容共线图

　　编号

　　溴乙1

　　比热容

　　二硫

　　/kcal.kgf℃或

　　2

　　4.187kJ.kg-1.K-

　　氟里

　　5

　　ZA

　　温度

　　黄

　　89

　　0.05

　　I＇℃IF

　　-0.2

　　四3

　　18

　　1.S1

　　2A

　　2d3oo3A

　　过3

　　350

　　9.71

　　4oo4A

　　0.3

　　3A

　　氟

　　5o

　　

　　0.a

　　60

　　o6A

　　70

　　7A

　　4

　　三

　　款甲

　　o8

　　g010

　　0.4

　　250

　　11o

　　12o13A

　　4A

　　氟

　　＋

　　14°13

　　1815

　　100

　　

　　200

　　22ooo24

　　5

　　二

　　基甲

　　25°

　　23

　　-0.5

　　o26

　　-

　　30

　　

　　_31

　　6

　　氟

　　150

　　甲

　　o34

　　32.835

　　＋＋

　　28o

　　50

　　王

　　41

　　3738

　　33o

　　36

　　6A

　　二

　　8

　　45

　　oco

　　0.6

　　＋

　　100

　　42

　　48

　　39

　　o

　　44

　　o

　　40

　　子

　　43

　　7

　　碘

　　46

　　o47

　　o49

　　50

　　7A

　　-0.7

　　氟8

　　o50

　　0.8

　　9

　　硫

　　50

　　-50

　　10

　　苯

　　-100

　　0.9

　　11

　　-100

　　12

　　02

　　a

　　1.0

　　13

　　13A

　　14

　　0＝

　　三1

　　280

　　三

　　220

　　22

　　母减川二

　　阳

　　a

　　品0

　　2

　　0906

　　

　　065

　　×01

　　三

　　2

　　962

　　9012

　　＝

　　钻度/mPas01

　　5000

　　

　　11s

　　0≌

　　≌

　　0to

　　-L8oto000

　　00

　　000S

　　0-

　　Ξ

　　8

　　、1十8

　　≌

　　寸

　　87三

　　三

　　00-0-0-

　　87aydpolafalueby

　　14

　　三

　　092

　　附录263

　　液体比热容共线图编号

　　温度范围/℃

　　温度范围/℃

　　编号

　　名称

　　温度范围/℃

　　编号

　　名称

　　名称

　　-50～25

　　5～25

　　15

　　联苯

　　80～120

　　34

　　壬烷

　　溴乙烷1

　　-80～20

　　-100～25

　　16

　　联苯醚

　　0～200

　　35

　　己烷

　　二硫化碳

　　-100～25

　　-20～70

　　16

　　联苯-联苯醚

　　0～200

　　36

　　乙醚

　　氟里昂-11A

　　戊醇

　　-50～25

　　10～60

　　17

　　对二甲苯

　　0～100

　　37

　　四氯化碳

　　-40～20

　　30～40

　　18

　　间二甲苯

　　0～100

　　38

　　甘油

　　过氯乙烯

　　-40～200

　　氟里昂-113

　　-20～70

　　19

　　邻二甲苯

　　0～100

　　39

　　乙二醇

　　3A

　　甲醇

　　-40～20

　　吡啶

　　-50～25

　　40

　　三氯甲烷

　　0～50

　　20

　　10～100

　　-20～70

　　21

　　癸烷

　　-80～25

　　41

　　异戊醇

　　4A

　　氟里昂-21

　　30～80

　　二苯基甲烷

　　0

　　30～100

　　42

　　乙醇（100％）

　　二氯甲烷

　　-40～50

　　22

　　5

　　苯

　　10～80

　　43

　　异丁醇

　　0～100

　　氟里昂-12

　　-40～15

　　23

　　6

　　23

　　甲苯

　　0～60

　　44

　　丁醇

　　0～100

　　6A

　　二氯乙烷

　　-30～60

　　45

　　丙醇

　　-20～100

　　碘乙烷

　　0～100

　　24

　　乙酸乙酯

　　-50～25

　　7

　　0～100

　　46

　　乙醇（95％）

　　20～80

　　7A

　　氟里昂-22

　　-20～60

　　25

　　乙苯26

　　乙酸戊酯

　　0～100

　　47

　　异丙醇

　　-20～50

　　8

　　氯苯

　　0～100

　　10～45

　　27

　　苯甲基醇

　　-20～30

　　48

　　盐酸（30％）

　　9

　　硫酸（98％）

　　20～100

　　-20～30

　　28

　　庚烷

　　0～60

　　49

　　10

　　苯甲基氯

　　盐水（25％CaCl2）

　　-40～20

　　29

　　乙酸

　　0～80

　　11

　　二氧化硫

　　-20～100

　　50

　　乙醇（50％）

　　20～80

　　0～100

　　30

　　苯胺

　　0～130

　　12

　　硝基苯

　　51

　　盐水（25％NaC）

　　-40～20

　　-30～40

　　31

　　异丙醚

　　-80～200

　　13

　　氯乙烷

　　52

　　氨

　　-80～20

　　32

　　丙酮

　　-70～50

　　13A

　　氯甲烷

　　20～50

　　53

　　水

　　90～200

　　33

　　辛烷

　　10～200

　　14

　　萘

　　-50～25

　　264

　　化工原理

　　编号

　　氢

　　附录十四

　　气体比热容共线图（常压下用）

　　1

　　氢

　　一-0月

　　比热容

　　2

　　/kcal.kgf！C-

　　2

　　E4.0

　　102-0

　　3

　　00-0

　　01

　　0-02

　　20

　　0

　　3.0

　　温度

　　001-6

　　甲二区

　　00-01

　　/℃/F

　　0

　　5

　　100

　　80

　　001-0

　　苯甲二

　　81

　　01-06

　　2.0

　　100-200

　　300

　　6

　　二

　　0

　　001-0

　　苯甲二液

　　01-02

　　200＋

　　400

　　500

　　300

　　01

　　0

　　7

　　600＋

　　

　　800

　　义

　　S--08

　　子

　　1.0

　　8

　　900

　　3

　　0.9

　　500

　　8

　　5

　　o

　　oo

　　8o

　　1000

　　0.8

　　S

　　001-08

　　4

　　oo

　　13

　　600

　　×

　　1100

　　13

　　8

　　9

　　14

　　0.7

　　1200

　　10

　　700

　　1300

　　小

　　08-0

　　s

　　o16

　　0.6

　　10

　　1400

　　17

　　800＝

　　0.5

　　1500

　　08-0

　　

　　11

　　＋1700

　　0

　　o

　　18

　　0.4

　　14

　　20

　　

　　17B

　　17D

　　1900

　　24

　　12

　　1100

　　2000

　　0

　　0D1-0

　　22

　　23

　　26

　　28

　　0.3

　　＋2100

　　o

　　825

　　27

　　8

　　29

　　13

　　1200-2200

　　TA

　　001-0

　　赠二

　　as

　　001

　　一0

　　30

　　2300

　　8

　　1300-2400

　　31

　　0.2

　　0E-0-

　　南基甲

　　2500

　　32

　　14

　　1400

　　0-0

　　微

　　82

　　E0

　　33

　　15

　　340

　　08-0

　　001-08

　　16

　　0.1

　　GE1-O

　　郑

　　08

　　001-0

　　0.09

　　17

　　0.08

　　0K

　　0.07

　　17A

　　0.06

　　0

　　0.05

　　17B

　　25

　　17C

　　气体比热容共线图编号

　　温度范围/℃

　　编号

　　六十

　　名称

　　温度范围/℃

　　0～500

　　名称编号

　　0～D

　　氟里昂-113

　　0～400二氧化碳

　　600～

　　0～700

　　19

　　硫化氢

　　0～200

　　0～1400

　　乙烷

　　20

　　氟化氢

　　0～200

　　乙烯

　　700～1400硫化氢

　　0～

　　甲烷

　　0～400

　　22

　　二氧化硫

　　300～700

　　甲烷

　　0～500

　　23

　　氧

　　700～1400

　　甲烷

　　400～1400二氧化碳～1400

　　乙烷

　　0～700

　　8

　　25

　　一氧化氮

　　200～600

　　0～1400

　　9

　　乙烷

　　26

　　氮

　　0～200

　　10

　　乙炔

　　0～1400

　　27

　　空气

　　200～600

　　11

　　乙烯

　　700～1400

　　28

　　一氧化氮

　　0～600

　　12

　　氨

　　29

　　氧

　　500～1400

　　600～1400

　　13

　　乙烯

　　600～

　　氯化氢

　　0～1400

　　14

　　氨

　　200～

　　二氧化硫

　　400～1400

　　15

　　乙炔

　　400～

　　16

　　乙炔

　　氯

　　0～200

　　0～

　　硫

　　水蒸气

　　300～1400

　　17

　　0～500

　　9

　　34

　　氟里昂-22

　　氯

　　8

　　17A

　　200～1400

　　0～500

　　7

　　氟里昂-1135

　　17B

　　溴化氢

　　06

　　0～1400

　　氟里昂-210～

　　05

　　17C

　　碘化氢

　　0～1400

　　268

　　化工原理

　　2.输送流体用无缝钢管

　　摘自GB/T8163-2008。其尺寸、外形和重量在GB/T

　　号

　　中详细列表。长度通常为3000～；外径也如上述分为三个系列，下表摘自系列1，单

　　型

　　位皆为mm。

　　壁厚

　　壁厚

　　壁厚

　　外径

　　外径

　　外径

　　到

　　从

　　到

　　从

　　到

　　从

　　16

　　325

　　7.5

　　S50-32-160

　　100

　　10

　　0.25

　　3.5

　　60

　　1.0

　　20

　　356

　　9.0

　　100

　　13.5

　　0.25

　　4.0

　　76

　　1.0

　　1.4

　　24

　　406

　　9.0

　　100

　　17

　　0.25

　　5.0

　　89

　　30

　　457

　　9.0

　　100

　　21

　　0.40

　　6.0

　　114

　　1.5

　　9.0

　　110

　　27

　　0.40

　　7.0

　　140

　　3.0

　　36

　　508

　　610

　　9.0

　　120

　　IS 50-32-200

　　34

　　0.40

　　8.0

　　168

　　3.5

　　45

　　1.0

　　10

　　219

　　6.0

　　55

　　711

　　12

　　120

　　42

　　48

　　1.0

　　12

　　273

　　6.5

　　85

　　1016

　　25

　　120

　　3.连续铸铁管（连续法铸成）摘自GB/T3422-2008。有效长度3000～6000；壁厚分

　　为LA（*薄）、A、B三级，表中列出的为A级。单位皆为mm。

　　IS50-32-250

　　公称直径

　　外径

　　壁厚

　　公称直径

　　外径

　　壁厚

　　公称直径

　　外径

　　壁厚

　　75

　　93.0

　　9.0

　　350

　　374.0

　　12.8

　　800

　　833.0

　　21.1

　　100

　　118.0

　　9.0

　　400

　　425.6

　　13.8

　　900

　　939.0

　　22.9

　　150

　　169.0

　　9.2

　　450

　　476.8

　　14.7

　　1000

　　1041.0

　　24.8

　　200

　　220.6

　　10.1

　　500

　　528.0

　　15.6

　　1100

　　1144.0

　　26.6

　　IS65-50-125

　　250

　　271.6

　　11.0

　　600

　　630.8

　　17.4

　　1200

　　1246.0

　　28.4

　　300

　　322.8

　　11.9

　　700

　　733.0

　　19.3

　　附录十七IS型单级单吸离心泵性能表（摘录）

　　转速n

　　流量

　　必需汽

　　型号

　　功率/kW

　　扬程H/m

　　效率％

　　蚀余量

　　重量（泵/

　　S65-50-160

　　/rmin-1

　　/m3.h-1

　　（NPS

　　底座）/kg

　　/L·s-1

　　轴功率

　　电机功率

　　H）1/m

　　7.5

　　2.08

　　22

　　47

　　0.96

　　2.0

　　2900

　　12.5

　　3.47

　　20

　　60

　　1.13

　　2.2

　　2.0

　　32/46

　　15

　　4.17

　　18.5

　　60

　　1.26

　　IS50-32-125

　　2.5

　　3.75

　　1.04

　　5.4

　　43

　　0.13

　　1450

　　2.0

　　6.3

　　1.74

　　5

　　54

　　0.16

　　0.55

　　7.5

　　2.0

　　32/38

　　2.08

　　4.6

　　55

　　0.17

　　S65-40-200

　　2.5

　　附录267

　　液体汽化潜热共线图编号

　　（t2-t）范围/℃

　　/℃

　　（t2-t）范围/℃

　　编号

　　名称

　　te/

　　名称

　　80～200

　　号

　　134

　　氟里昂-113

　　214

　　90～250

　　15

　　异丁烷

　　90～200

　　283

　　30～250

　　16

　　丁烷

　　153

　　化潜热

　　四氯化碳

　　100～250

　　187

　　kcal-kgf-

　　氟里昂-11

　　198

　　70～225

　　17

　　氯乙烷

　　100～225

　　321

　　10

　　111

　　40～200

　　18

　　乙酸

　　a

　　氟里昂-12

　　25～150

　　36

　　联苯

　　527

　　175～400

　　19

　　一氧化氮

　　70～250

　　3

　　二硫化碳

　　273

　　140～275

　　20

　　一氯甲烷

　　143

　　10～100

　　氟里昂-21

　　178

　　70～250

　　21

　　二氧化碳

　　31

　　235

　　120～210

　　5

　　氟里昂-22

　　96

　　50～170

　　22

　　丙酮

　　20

　　6

　　96

　　40～200

　　三氯甲烷

　　263

　　140～270

　　23

　　丙烷

　　264

　　20～200

　　7

　　二氯甲烷

　　216

　　150～250

　　24

　　丙醇

　　32

　　25～150

　　8

　　30

　　辛烷

　　296

　　30～300

　　25

　　乙烷

　　9

　　26

　　乙醇

　　243

　　20～140

　　庚烷

　　267

　　20～300

　　10

　　240

　　40～250

　　己烷

　　235

　　50～225

　　27

　　甲醇

　　40

　　11

　　戊烷

　　197

　　20～200

　　28

　　乙醇

　　243

　　140～300

　　12

　　50

　　苯

　　289

　　10～400

　　29

　　氨

　　133

　　50～200

　　13

　　100～500

　　60

　　乙醚

　　194

　　10～400

　　30

　　水

　　374

　　13

　　70

　　二氧化硫

　　157

　　90～160

　　14

　　80

　　90

　　100

　　附录十六

　　管子规格（摘自国家标准）

　　1.低压流体输送用焊接钢管用于输送水、空气、采暖蒸汽、燃气等低压流体。摘自GB/T3091-2008（所代替标准的历次版本：GB/T3091-1982、GB/T3091-1993、GB/T3191-2001）。其尺寸、外形和重量在GB/T中详细列表。长度通常为3000～

　　00

　　mm；

　　外径共分三个系列：系列1为通用系列，属推荐使用的系列；系列2为非通用系列，

　　不推荐使用；系列3为少数特殊、专用系列。下表摘自系列1，单位皆为mm。

　　名义口径DN

　　钢管壁厚

　　名义口径DN

　　外径

　　钢管壁厚

　　（公称直径）

　　外径

　　加厚管

　　（公称直径）

　　普通管

　　普通管

　　加厚管

　　6

　　10.2

　　40

　　48.3

　　3.5

　　4.5

　　8

　　13.5

　　2.5

　　2.8

　　50

　　60.3

　　3.8

　　4.5

　　10

　　17.2

　　2.5

　　2.8

　　65

　　76.1

　　4.0

　　4.5

　　15

　　21.3

　　2.8

　　3.5

　　80

　　88.9

　　4.0

　　5.0

　　20

　　26.9

　　2.8

　　3.5

　　100

　　114.3

　　4.0

　　5.0

　　74℃，故

　　25

　　33.7

　　3.2

　　4.0

　　125

　　139.7

　　4.0

　　圈中心点

　　5.5

　　32

　　42.4

　　3.25

　　4.0

　　150

　　168.3

　　4.5

　　6.0

　　名称

　　266化工原理

　　号

　　氟里昂-11

　　液体汽化潜热共线图

　　四氯化碳

　　附录十五

　　1

　　氟里昂-11

　　0080

　　汽化潜热

　　氟里昂-12

　　（1-t）

　　/kJ.kg-或kcal.kgf-

　　/＂F/℃

　　联苯

　　2000

　　81

　　0010

　　10

　　＋

　　1000

　　分

　　二硫化碳

　　50

　　900

　　ons0

　　氟里昂-2

　　800

　　60

　　5

　　氟里昂-2

　　700

　　70

　　展

　　os

　　002-0

　　6

　　三氯甲烷

　　600

　　80

　　1000

　　20

　　900千500

　　90

　　二氯甲烷

　　IS

　　00E一0

　　100

　　8

　　800

　　辛烷

　　

　　9

　　庚烷

　　卡

　　出二

　　ss

　　005-008

　　甲30

　　600

　　10

　　己烷

　　300

　　款甲

　　11

　　500-

　　S

　　0011-00V

　　上40

　　戊烷

　　12

　　400

　　●2

　　3

　　200

　　苯

　　13

　　200

　　S

　　50

　　5

　　乙醚

　　07

　　60

　　13

　　300

　　4

　　9

　　二氧化

　　ES

　　10

　　14

　　0050

　　11

　　2

　　70

　　17

　　300

　　13

　　14

　　18

　　＝80

　　0

　　

　　200

　　90

　　

　　400

　　100

　　100

　　22

　　90

　　沪空

　　0024

　　500＋

　　80

　　1.低压流

　　70

　　26

　　600＋

　　00k1一

　　88

　　S1

　　GB/T3091-2

　　60

　　27

　　28

　　700

　　T3191-2001

　　100

　　50

　　es

　　29

　　

　　mm；外径共分

　　900

　　80

　　40

　　30

　　1000

　　不推荐使用；

　　08

　　00

　　60

　　300

　　0011-0卡30

　　名义口径DN

　　出二

　　18

　　001-008

　　（公称直径）

　　丰400

　　0040

　　20

　　SE

　　0011一00N

　　2000

　　6

　　500

　　30

　　E区

　　001-0

　　600

　　8

　　

　　00

　　10

　　800

　　20于

　　00-0

　　土

　　900

　　10

　　4000t

　　15

　　1000

　　用法举例：求水在t＝100℃时的汽化潜热，从下表中查得水的编号为30，又查得水的t2＝374℃，故

　　20

　　得t一t＝374-100＝274℃，在共线图的（t2一t）标尺上定出274℃的点，与图中编号为30的圆圈中心点连一直线，延长到汽化潜热的标尺上，读出交点读数为 540 kcal?kgf＇或 2260 kJ·kg。

　　25

　　32

　　附

　　169

　　GBIT

　　表

　　自系列

　　

　　流量转速

　　功率/kW

　　必需汽

　　扬程H/m

　　1，单

　　效率q/％

　　蚀余量

　　重量（/

　　/rmin

　　/m3h

　　/Ls

　　轴功率

　　电机功率

　　（NPS

　　底座）/kgH）/m

　　厚

　　7.5

　　2.08

　　34.3

　　44

　　1.59

　　2.0

　　12.5

　　3.47

　　32

　　54

　　2.02

　　3

　　2900

　　2.0

　　50/46

　　到

　　15

　　4.17

　　29.6

　　56

　　2.16

　　2.5

　　100

　　130-32-1603.75

　　1.04

　　8.5

　　35

　　0.25

　　2.0

　　100

　　6.3

　　1.74

　　8

　　48

　　0.29

　　0.55

　　2.0

　　50/38

　　1450

　　7.5

　　2.08

　　7.5

　　49

　　0.31

　　2.5

　　100

　　7.5

　　2.08

　　52.5

　　38

　　2.82

　　2.0

　　100

　　12.5

　　3.47

　　50

　　48

　　3.54

　　5.5

　　2.0

　　52/66

　　2900

　　110

　　15

　　4.17

　　48

　　51

　　3.95

　　2.5

　　120

　　I550-32-2003.75

　　1.04

　　13.1

　　33

　　0.41

　　2.0

　　2.0

　　52/38

　　120

　　1.74

　　12.5

　　42

　　0.51

　　0.75

　　1450

　　6.3

　　7.5

　　2.08

　　12

　　44

　　0.56

　　2.5

　　120

　　2.0

　　7.5

　　2.08

　　82

　　23.5

　　5.87

　　00；壁厚分12.5

　　3.47

　　80

　　38

　　7.16

　　11

　　2.0

　　88/110

　　2900

　　15

　　4.17

　　78.5

　　41

　　7.83

　　2.5

　　1550-32-250整厚

　　3.75

　　1.04

　　20.5

　　23

　　0.91

　　2.0

　　88/64

　　1450

　　6.3

　　1.74

　　20

　　32

　　1.07

　　1.5

　　2.0

　　21.1

　　7.5

　　2.08

　　19.5

　　35

　　1.14

　　3.0

　　22.9

　　15

　　4.17

　　21.8

　　58

　　1.54

　　2.0

　　24.8

　　2900

　　25

　　6.94

　　20

　　69

　　1.97

　　3

　　2.5

　　50/41

　　30

　　8.33

　　18.5

　　68

　　2.22

　　3.0

　　26.6

　　1565-50-.4

　　7.5

　　2.08

　　5.35

　　53

　　0.21

　　2.0

　　1450

　　12.5

　　3.47

　　5

　　64

　　0.27

　　0.55

　　2.0

　　50/38

　　15

　　4.17

　　4.7

　　65

　　0.30

　　2.5

　　15

　　4.17

　　35

　　54

　　2.65

　　2.0

　　2900

　　25

　　6.94

　　32

　　65

　　3.35

　　5.5

　　2.0

　　51/66

　　30

　　8.33

　　30

　　66

　　3.71

　　2.5

　　1565-50-160量（泵）

　　7.5

　　2.08

　　8.8

　　50

　　0.36

　　2.0

　　座）/kg

　　1450

　　12.5

　　3.47

　　8.0

　　60

　　0.45

　　0.75

　　2.0

　　51/38

　　15

　　4.17

　　7.2

　　60

　　0.49

　　2.5

　　2/46

　　15

　　4.17

　　53

　　49

　　4.42

　　2.0

　　2900

　　25

　　6.94

　　50

　　60

　　5.67

　　7.5

　　2.0

　　62/66

　　IS65-40-

　　8.33

　　47

　　61

　　6.29

　　2.50.63

　　2.0

　　2/38

　　7.5

　　2.08

　　13.2

　　43

　　1450

　　12.5

　　3.47

　　12.5

　　55

　　0.77

　　1.1

　　2.0

　　62/46

　　15

　　4.17

　　11.8

　　57

　　0.85

　　2.5

　　L909

　　9-001S0I/0697

　　-09-08SI

　　9

　　

　　0E＇I98＇I

　　91/19

　　t＇t

　　990＇II9LI＇V

　　007-09-08 SI

　　

　　909

　　S9-001 S11/199stg0067

　　

　　

　　91/899＇t

　　

　　Z-99-001 SI

　　091-S9-08SI

　　I09

　　99/89L69EL

　　

　　08IL

　　88/19L080

　　1699OVI

　　

　　91-08-001SI

　　9I-99-08SI

　　IL9T09

　　91/

　　6I

　　

　　098I

　　SI

　　19/9916LE078

　　OSI

　　SZI-08-001S

　　899

　　807

　　SI-OV-S9 SI

　　0887

　　

　　

　　9988

　　99T8V6Iv

　　SIE-0S-08 ST19/80乙乙8＇I909OSVI

　　0

　　981Z-01-9 SI

　　9

　　898LE88

　　011/

　　LE2891

　　092-09-08 S7/（H审

　　1-81/1-q，/

　　SdN）

　　-uju.1/

　　％//H

　　/查）重岁码A/

　　OL7

　　附录271

　　续表

　　需汽

　　续表

　　流量

　　必需汽功率/kW

　　余量

　　转速n

　　重量（泵/

　　扬程H/m

　　效率n/％

　　蚀余量

　　底座）/kg

　　NPS

　　（NPS

　　重量（泵/

　　号

　　/rmin-1/m3h-1

　　/L.s-1

　　轴功率

　　电机功率

　　）1/m

　　H），/m

　　底座）/kg15

　　4.17

　　21

　　49

　　1.75

　　2.5

　　.0

　　2.5

　　90/64

　　.0

　　1450

　　25

　　6.94

　　20

　　60

　　2.27

　　3

　　.5

　　82/-50-

　　8.33

　　18.8

　　61

　　2.52

　　3.0

　　30

　　8.33

　　128

　　41

　　25.5

　　2.5

　　13.9

　　125

　　54

　　31.5

　　37

　　2.5

　　125/160

　　.0

　　2900

　　50

　　60

　　16.7

　　123

　　57

　　35.3

　　3.0

　　·0

　　.5

　　82/67

　　IS80-50-

　　4.17

　　32.5

　　39

　　3.4

　　2.5

　　125/66

　　1450

　　25

　　6.94

　　32

　　52

　　4.19

　　5.5

　　2.5

　　5

　　30

　　8.33

　　31.5

　　56

　　4.6

　　3.0

　　5

　　4.0

　　152/

　　16.7

　　24

　　67

　　5.86

　　0

　　11

　　4.5

　　49/64

　　2900

　　100

　　27.8

　　20

　　78

　　7.00

　　5.0

　　33.3

　　16.5

　　74

　　7.28

　　120

　　5

　　2.5

　　I5100-80-125

　　8.33

　　6

　　64

　　0.77

　　30

　　2.5

　　49/46

　　152/67

　　13.9

　　5

　　75

　　0.91

　　1450

　　50

　　0.92

　　3.0

　　16.7

　　4

　　71

　　60

　　3.5

　　16.7

　　36

　　70

　　8.42

　　60

　　4.0

　　69/110

　　78

　　11.2

　　15

　　44/46

　　100

　　27.8

　　32

　　2900

　　75

　　12.2

　　5.0

　　）

　　33.3

　　

　　1.12

　　2.0

　　IS100-80-160

　　9.2

　　67

　　69/64

　　30

　　8.33

　　1.45

　　2.2

　　2.5

　　8.0

　　75

　　50

　　13.9

　　1.57

　　3.5

　　44/38

　　1450

　　6.8

　　71

　　60

　　16.7

　　13.6

　　3.0

　　54

　　6516.7

　　81/110

　　60

　　76

　　17.9

　　22

　　3.6

　　27.8

　　50

　　4.8

　　2900

　　100

　　47

　　77

　　19.9

　　48/66

　　120

　　33.3

　　2.0

　　13.5

　　60

　　1.84

　　IS100-65-200

　　8.33

　　4

　　2.0

　　81/64

　　30

　　12.5

　　73

　　2.33

　　2.5

　　1450

　　50

　　13.9

　　74

　　2.6111.860

　　16.7

　　3.5

　　48/46

　　61

　　23.4

　　60

　　16.7

　　87

　　30.0

　　37

　　3.8

　　90/160

　　72

　　100

　　27.8

　　80

　　33.3

　　4.8

　　2900

　　33.3

　　74.5

　　73

　　120

　　2.0

　　21.3

　　55

　　3.16

　　IS100-65-250

　　30

　　8.33

　　68

　　4.00

　　5.5

　　2.0

　　90/66

　　64/124

　　13.9

　　2050

　　70

　　4.44

　　2.5

　　1450

　　1960

　　16.7

　　133

　　55

　　39.6

　　3.0

　　60

　　16.7

　　66

　　51.6

　　75

　　3.6

　　180/295

　　

　　27.8

　　67

　　57.5

　　4.2

　　64/46

　　2900

　　

　　33.3

　　8.33

　　34

　　51

　　5.44

　　2.0

　　IS100-65-315

　　30

　　13.9

　　32

　　63

　　6.92

　　11

　　2.0

　　180/112

　　

　　16.7

　　30

　　64

　　7.67

　　2.5

　　90/110

　　60附录十八：8-18型、9-27型离心通风机综合特性曲线图

　　2900

　　-18-101No16

　　8-188-18-101No8

　　16

　　9-27-101No7

　　8-18-101No14

　　9-27-1018-18-101No7

　　12

　　1410

　　0

　　9-27-101No6

　　8-18-101No12

　　9-27-101No128-18-101No6

　　8

　　95

　　9-27-101No5

　　9-27-101No10

　　9-27-001No108-18-101No5

　　8-18-101No106

　　285

　　9-27-101No4

　　9-27-101No8

　　9-27-001No8

　　9-27-001No124

　　8-18-101No4

　　8-18-101No83

　　0.6

　　0.8

　　1.01.2

　　1.6

　　2.0

　　2.5

　　3

　　4

　　56

　　

　　16

　　20

　　2530

　　40流量/km3h-

　　12

　　2

　　公称直径2

　　50

　　1.60

　　＞类

　　1.管壳式热

　　（1）固定管

　　附录

　　273

　　附录十九

　　列管式换热器

　　管壳式热交换器系列标准（摘自JB/T4714、4715-1992）

　　（1）固定管板式

　　换热管为19mm的换热器基本参数（管心距25mm）

　　计算换热面积/m2

　　管程流通

　　公称直径

　　公称压力

　　管程

　　管子根

　　中心排

　　换热管长度/mm

　　数

　　数

　　管数

　　面积/m2

　　9000

　　DN/mm

　　PN/MPa

　　1500

　　2000

　　3000

　　4500

　　6000

　　一

　　15

　　5

　　0.0027

　　1.3

　　1.7

　　2.6

　　159

　　1

　　0.0058

　　2.8

　　3.7

　　5.7

　　33

　　7

　　219

　　5.4

　　7.4

　　11.3

　　17.1

　　22.9

　　1

　　65

　　9

　　0.0115

　　1.60

　　6.4

　　9.7

　　14.7

　　19.7

　　273

　　2

　　56

　　8

　　0.0049

　　4.7

　　2.50

　　34.9

　　17.1

　　26.0

　　4.00

　　1

　　99

　　11

　　0.0175

　　8.3

　　11.2

　　15.2

　　23.1

　　31.0

　　6.40

　　2

　　88

　　10

　　0.0078

　　7.4

　　10.0

　　325

　　5.7

　　7.7

　　11.8

　　17.9

　　23.9

　　4

　　68

　　10

　　0.0030

　　19.7

　　30.1

　　45.7

　　61.3

　　1

　　174

　　14

　　0.0307

　　14.5

　　0.01元

　　13.7

　　18.6

　　28.4

　　43.1

　　57.8

　　2

　　164

　　15

　　0.0145

　　400

　　51.4

　　0.0065

　　12.2

　　16.6

　　25.3

　　38.3

　　0.60

　　4

　　146

　　14

　　一

　　19.8

　　26.9

　　41.0

　　62.2

　　83.5

　　1

　　237

　　17

　　0.0419

　　0.0194

　　18.4

　　25.0

　　38.1

　　57.8

　　77.5

　　2

　　220

　　16

　　450

　　34.6

　　52.5

　　70.4

　　200

　　16

　　0.0088

　　16.7

　　22.7

　　1.00

　　4

　　72.2

　　96.8

　　275

　　19

　　0.0486

　　31.2

　　47.6

　　1

　　29.0

　　44.3

　　67.2

　　90.2

　　2

　　256

　　18

　　0.0226

　　500

　　18

　　0.0098

　　25.2

　　38.4

　　58.3

　　78.2

　　4

　　222

　　1.60

　　151.4

　　430

　　22

　　0.0760

　　48.8

　　74.4

　　112.9

　　1

　　416

　　23

　　0.0368

　　47.2

　　72.0

　　109.3

　　146.5

　　2

　　600

　　4

　　370

　　22

　　0.0163

　　42.0

　　64.0

　　97.2

　　130.3

　　2.50

　　6

　　360

　　20

　　0.0106

　　40.8

　　62.3

　　94.5

　　126.8

　　1

　　607

　　27

　　0.1073

　　105.1

　　159.4

　　213.8

　　2

　　574

　　27

　　0.0507

　　99.4

　　150.8

　　202.1

　　700

　　4.00

　　4

　　542

　　27

　　0.0239

　　93.8

　　142.3

　　190.9

　　6

　　518

　　24

　　0.0153

　　89.7

　　136.0

　　182.4

　　0.60

　　1

　　797

　　31

　　0.1408

　　138.0

　　209.3

　　280.7

　　1.00

　　2

　　776

　　31

　　0.0686

　　800

　　1.60

　　134.3

　　203.8

　　4

　　273.3

　　722

　　2.50

　　31

　　0.0319

　　4.00

　　6

　　125.0

　　710

　　189.8

　　30

　　254.3

　　0.0209

　　-

　　122.9

　　186.5

　　250.0

　　274

　　化工原理

　　续表

　　公称压公称直径

　　PN/M

　　计算换热面积/m2

　　DN/mm

　　公称直径

　　公称压力

　　管程

　　管子根

　　中心排

　　管程流通

　　换热管长度/mm

　　DN/mm

　　PN/MPa

　　数

　　数

　　管数

　　面积/m2

　　1500

　　2000

　　3000

　　4500

　　6000

　　9000

　　0.6

　　0.1783

　　一

　　174.7

　　265.0

　　355.3

　　1009

　　35

　　536.0

　　500

　　0.60

　　259.5

　　2

　　988

　　35

　　0.0873

　　171.0

　　347.9

　　524.9

　　1.（

　　900

　　938

　　35

　　0.0414

　　一

　　一

　　162.4

　　246.4

　　330.3

　　4

　　498.3

　　0.0269

　　一

　　158.2

　　240.0

　　321.9

　　485.6

　　1.00

　　6

　　914

　　34

　　600

　　219.3

　　332.8

　　446.2

　　673.1

　　1.

　　1

　　1267

　　39

　　0.2239

　　2

　　1234

　　39

　　0.1090

　　213.6

　　324.1

　　434.6

　　655.6

　　1000

　　1.60

　　4

　　1186

　　39

　　0.0524

　　205.3

　　311.5

　　417.7

　　630.1

　　2

　　6

　　1148

　　38

　　0.0338

　　198.7

　　301.5

　　404.3

　　609.9

　　700

　　2.50

　　1

　　1501

　　43

　　0.2652

　　394.2

　　528.6

　　797.4

　　2

　　1470

　　43

　　0.1299

　　386.1

　　517.7

　　780.9

　　（1100）

　　4

　　1450

　　43

　　0.0641

　　380.8

　　510.6

　　770.3

　　4.00

　　6

　　1380

　　42

　　0.0406

　　362.4

　　486.0

　　733.1

　　注：表中的管程流通面积为各程平均值。括号内公称直径不推荐使用。管子为正三角形排列。

　　800

　　换热管为25mm的换热器基本参数（管心距32mm）

　　管程流通

　　计算换热面积/m2

　　公称直径

　　公称压力

　　管程数

　　管子根

　　中心排

　　面积/m2

　　换热管长度/mm

　　DN/mm

　　PN/MPa

　　数

　　管数

　　25×2

　　25×2.5

　　1500

　　2000

　　3000

　　4500

　　6000

　　9000

　　159

　　11

　　3

　　0.0038

　　0.0035

　　1.2

　　1.6

　　2.5

　　900

　　1

　　219

　　1.60

　　25

　　5

　　0.0087

　　0.0079

　　2.7

　　3.7

　　5.7

　　2.50

　　1

　　38

　　6

　　0.0132

　　0.0119

　　4.2

　　5.7

　　8.7

　　13.1

　　17.6

　　273

　　2

　　32

　　7

　　0.0055

　　0.0050

　　3.5

　　4.8

　　7.3

　　11.1

　　14.8

　　4.00

　　1

　　57

　　9

　　0.0197

　　0.0179

　　6.3

　　8.5

　　13.0

　　19.7

　　26.4

　　325

　　6.40

　　2

　　56

　　9

　　0.0097

　　0.0088

　　6.2

　　8.4

　　12.7

　　19.3

　　25.9

　　1000

　　4

　　40

　　9

　　0.0035

　　0.0031

　　4.4

　　6.0

　　9.1

　　13.8

　　18.5

　　一

　　1

　　98

　　12

　　0.0339

　　0.0308

　　10.8

　　14.6

　　22.3

　　33.8

　　45.4

　　0.60

　　400

　　2

　　94

　　11

　　0.0163

　　0.0148

　　10.3

　　14.0

　　21.4

　　一

　　1.00

　　32.5

　　43.5

　　76

　　11

　　0.0066

　　0.0060

　　1.60

　　8.4

　　11.3

　　17.3

　　26.3

　　35.2

　　一

　　1

　　135

　　13

　　2.50

　　0.0468

　　0.0424

　　14.8

　　20.1

　　30.7

　　46.6

　　62.5

　　（1100）

　　450

　　4.00

　　2

　　126

　　12

　　0.0218

　　0.0198

　　13.9

　　18.8

　　28.7

　　43.5

　　58.4

　　4

　　106

　　13

　　0.0092

　　0.0083

　　11.7

　　15.8

　　24.1

　　36.6

　　49.1

　　注:表

　　2.管壳式换热器型号的表示方法

　　XXX

　　DN

　　PA

　　LNPs

　　Nd

　　N。

　　I（或Ⅱ）

　　附录277

　　I级换热器（或Ⅱ级换热器）

　　管/壳程数，单壳程时只写N

　　—LN—公称长度，m；d，一换热管外径，mm

　　公称换热面积，m2

　　管/壳程设计压力，MPa，压力相等时只写p

　　3099

　　公称直径，mm；对于釜式再沸器用分数表示，分子为管箱内径，分母为圆筒内径

　　**个字母代表前端管箱形式，第二个字母代表壳体形式，第三个字母代表后端结构形式编号

　　前端固定管箱形式

　　编号

　　壳体形式

　　编号

　　后端管箱形式

　　IE

　　A

　　L

　　单程壳体

　　与“A类似的固定管板

　　管箱和可拆端盖

　　F

　　M具有纵向隔板的双程壳体

　　与“B类似的固定管板

　　B

　　G

　　N

　　封头（整体端盖）

　　分流壳体

　　与“N”类似的固定管板9

　　H

　　外部填料函浮头

　　c

　　仅用于

　　双分流壳体

　　「

　　可拆管

　　束

　　I

　　管板与管箱为整体及可拆端盖

　　J

　　有背衬的浮头

　　无隔板分流壳体

　　T

　　工

　　2

　　N

　　可抽式浮头

　　K管板与管箱为整体及可拆端盖

　　U

　　釜式再沸器

　　U形管束

　　I

　　D

　　X

　　w

　　工

　　错流壳体

　　外密封浮动管板

　　高压特殊封头

　　管壳式换热器前端、壳体和后端结构类型

　　（2）浮头式（内导流）换热器的主要参数

　　管子根数①公称直径

　　中心排管数管程数

　　管程流通面积/m2

　　单位：mmd

　　2dot

　　换热面积A/m219

　　25

　　19

　　25

　　19×2

　　L＝3m25×2

　　25×2.5

　　L＝4.5m19

　　25

　　L＝6m325

　　2

　　60

　　32

　　19

　　25

　　L＝9m7

　　5

　　0.0053

　　0.0055

　　0.0050

　　1910.5

　　257.4

　　194

　　52

　　28

　　6

　　4

　　0.0023

　　15.8

　　250.0024

　　11.1426

　　0.0022

　　9.1

　　＝

　　一2

　　120

　　74

　　6.48

　　7

　　13.70.0106

　　9.70.0126

　　400

　　0.

　　20.9108

　　16.968

　　9

　　31.66

　　0.0048

　　25.60.0059

　　42.30.0053

　　34.4

　　一18.8

　　2

　　15.6500

　　206

　　124

　　11

　　28.48

　　23.60.0182

　　38.10.0215

　　0.0194

　　31.635.7

　　4

　　192

　　28.3116

　　10

　　54.19

　　0.0085

　　42.8

　　72.50.0100

　　57.40.0091

　　2

　　33.2324

　　26.4198

　　50.414

　　11

　　40.10.0286

　　67.60.0343

　　53.70.0311

　　一600

　　55.8

　　一4

　　44.9308

　　188

　　84.814

　　68.210

　　0.0136

　　113.9

　　91.50.0163

　　0.0148

　　53.16

　　42.6284

　　80.7158

　　14

　　64.810

　　0.0083

　　108.20.0091

　　86.90.0083

　　48.92

　　35.8468

　　268

　　74.4

　　54.416

　　13

　　0.0414

　　99.8

　　73.10.0464

　　0.

　　80.4

　　60.64

　　448

　　122.2256

　　17

　　92.112

　　164.10.0198

　　123.70.0222

　　0.0201

　　76.9

　　57.86

　　382

　　117.0224

　　87.915

　　157.110

　　0.0112

　　118.10.0129

　　0.0116

　　65.6

　　50.62

　　99.8610

　　76.9366

　　19

　　133.915

　　103.40.0539

　　0.0634

　　0.

　　158.94

　　588

　　125.4352

　　18

　　14

　　213.5

　　168.50.0260

　　0.0305

　　0.0276

　　153.26

　　518

　　120.6316

　　205.816

　　14

　　162.10.0152

　　0.0182

　　0.0165

　　134.92

　　800

　　108.3

　　181.3472

　　22

　　145.517

　　0.0707

　　0.0817

　　0.

　　207.64

　　776

　　161.2

　　279.2456

　　21

　　216.816

　　一0.0343

　　0.0395

　　0.0353

　　201.4

　　155.76

　　720

　　270.8426

　　209.421

　　一16

　　0.0212

　　0.0246

　　0.0223

　　186.9

　　145.52

　　251.

　　195.6606

　　24

　　19

　　0.0890

　　0.105

　　0.0952

　　260.

　　206.64

　　350.6

　　277.9980

　　588

　　23

　　18

　　0.0433

　　0.0500

　　0.0462

　　253.9

　　200.4

　　314.66

　　892

　　269.7564

　　21

　　18

　　0.0262

　　0.0326

　　0.0295

　　231.1

　　192.22

　　311.0

　　258.

　　736

　　27

　　21

　　0.1100

　　0.1270

　　0.1160

　　320.3

　　250.

　　431.34

　　1212

　　336.8716

　　26

　　20

　　0.0536

　　0.0620

　　0.0562

　　313.1

　　243.4

　　421.6

　　327.76

　　1120

　　692

　　24

　　20

　　0.0329

　　0.0399

　　0.0362

　　289.3

　　235.2

　　389.6

　　316.72

　　1452

　　880

　　28

　　22

　　0.1290

　　0.1520

　　0.1380

　　374.4

　　298.6

　　504.

　　402.2

　　764.24

　　1424

　　609.4860

　　28

　　22

　　0.0629

　　0.0745

　　0.0675

　　367.2

　　291.8

　　494.6

　　393.1

　　749.5

　　595.66

　　1348

　　828

　　27

　　21

　　0.0396

　　0.0478

　　0.0434

　　347.6

　　280.9

　　468.2

　　378.4

　　709.5

　　573.44

　　1700

　　

　　31

　　24

　　0.0751

　　0.0887

　　0.0804

　　589.3

　　467.16

　　1616

　　972

　　29

　　24

　　0.0476

　　0.0560

　　0.0509

　　560.2

　　443.3①排管数按正方形旋转45°排列计算。

　　②计算换热面积按光管及公称压力2.5MPa的管板厚度确定。

　　三王年士*“业草合“功屏本号巢基中‘

　　0889

　　一

　　669L98

　　818

　　

　　00（oo）

　　

　　868乙

　　OI0

　　919II880

　　86I

　　

　　

　　

　　一

　　

　　＇8

　　＇06

　　

　　

　　v乙

　　819L一

　　LI

　　980

　　691L89

　　8899

　　8989

　　

　　69L8

　　0＇

　　TI＇9

　　09I006

　　68

　　8600L889乙

　　0006

　　801

　　006II

　　

　　1

　　626

　　

　　L0900

　　

　　

　　980

　　LOLOO6LL000t乙

　　890

　　I

　　

　　69I00SLIOO

　　608

　　I6I8L

　　

　　76

　　891I＇816LL

　　6900

　　乙

　　00L

　　6＊609

　　

　　Iz

　　I089

　　000I9261

　　9T9179

　　9999

　　8201L＇9L009I8

　　6100LI

　　09I

　　I9

　　II

　　

　　LII

　　L99

　　E86

　　L＇6V8

　　00I

　　9100SI

　　09L999

　　615

　　L9Z0＇0800sI

　　

　　V91乙

　　Es

　　z9190＇0

　　090

　　0006

　　E090＇0

　　

　　I

　　0002

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　　/

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　　L