蒸发器换热系数的理论数值

(专业版)蒸发器热量及面积计算公式的专业解读1. 简介在制冷和空调系统中，蒸发器是关键组件之一，负责从空气中吸收热量以实现制冷效果。

本文档将详细解读蒸发器热量及面积计算公式，帮助读者更深入地理解蒸发器的工作原理和性能评估。

2. 热量计算公式蒸发器的热量吸收与以下因素有关：制冷剂的性质、蒸发器的尺寸、空气流量、环境温度等。

常用的热量计算公式如下：2.1. 制冷剂吸热量计算公式制冷剂在蒸发器中的吸热量主要取决于其物理性质，如比热容、蒸发温度等。

计算公式如下：\[ Q_{evap} = m \cdot c_{r} \cdot (T_{in} - T_{evap}) \]- \( Q_{evap} \)：制冷剂在蒸发器中的吸热量（W）- \( m \)：制冷剂的质量流量（kg/s）- \( c_{r} \)：制冷剂的比热容（J/(kg·K)）- \( T_{in} \)：制冷剂的入口温度（K）- \( T_{evap} \)：蒸发器的蒸发温度（K）2.2. 空气侧吸热量计算公式空气侧吸热量是指蒸发器从空气中吸收的热量。

计算公式如下：\[ Q_{air} = V \cdot c_{p} \cdot (T_{in} - T_{out}) \]- \( Q_{air} \)：空气侧的吸热量（W）- \( V \)：空气体积流量（m³/h）- \( c_{p} \)：空气的比热容（J/(kg·K)）- \( T_{in} \)：空气的入口温度（℃）- \( T_{out} \)：空气的出口温度（℃）3. 面积计算公式蒸发器的面积直接影响其制冷效果。

常用的面积计算公式如下：\[ A = \frac{Q_{evap}}{k \cdot U \cdot (T_{in} - T_{evap})} \]- \( A \)：蒸发器的面积（m²）- \( Q_{evap} \)：制冷剂在蒸发器中的吸热量（W）- \( k \)：传热系数（W/(m²·K)）- \( U \)：制冷剂与空气之间的温差（K）4. 总结本文对蒸发器热量及面积计算公式进行了详细解读，希望能帮助读者更好地理解蒸发器的工作原理和性能评估。

蒸发器中的沸腾换热与减压蒸发的过热度张德翔(贵州师范大学) 郑晨升 文怀兴 (西北轻工业学院)摘 要 沸腾换热是料液在蒸发器内获得快速浓缩的主要热工过程. 本文在分析 了沸腾换热机理后指出沸腾换热强度取决于过热度, 进而找出了多效减压蒸发装 置中获得过热度存在的问题, 提出了获得各效理想过热度的对策.关键词: 沸腾换热, 过热度, 抽气系统, 蒸发器中图法分类号: TB 711 料液在竖管蒸发器内的沸腾换热1. 1 换热过程的流体结构 沸腾换热是料液在竖管蒸发器内获得快速浓缩的主要热工过程.在各种型式蒸发器中原料液在竖管内沸腾蒸发, 竖管壁是换热面, 液 体沿管长有3个基本不同结构流体的区域, 如图1所示: 加热区 ( 预热 段)、沸腾区 ( 蒸发段)、蒸气干燥区. 蒸发段包括饱和液体的表面沸腾 和容积沸腾. 容积沸腾的管段内又包括乳状、气塞状和柱状几种沸腾 状态. 在乳状沸腾中, 两相流由液体和分布在其中的很小的汽泡组成.随着蒸气含量的增加, 一些汽泡合并成被汽液乳状夹层隔开的大小接 近于管径的大气塞. 这样, 沸腾由乳状发展为气塞状. 随着蒸汽含量的 进一步增加, 大汽泡又进一步合并为柱状结构, 湿蒸气在两相流的中 心运动, 管壁处则是薄层的环状液体, 沸腾由气塞状发展为柱状, 这层 环状液体随着蒸发而逐渐减薄. 当液体完全蒸发后就过渡到干燥区, 干燥区只在长管中才出现.管内沸腾时, 乳状—塞状区的换热情况和大容器内的沸腾换热情 况近似, 柱状区的换热系数的值可能比大容器内沸腾的稍大一些. 热载荷随过热度而变, 所得沸腾曲线如图2所示: 曲线 A B 段的过 热度较小 (∃ t ≤5℃) , 是对流换热; B D 段的 ∃ t = 5～ 25℃, 是核状沸腾 图1 竖管内液体 沸腾时的流动结构 t w 与 t l —壁 面 与 液 体 温度, —预热区, —蒸发 区, I —蒸 汽 干 燥 区, l —单相液体, 2—表面沸腾, 3—乳状, 4—气塞状, 5— 柱状, 6—湿蒸气 收稿日期: 1996- 10- 12Ξ·82· 西北轻工业学院学报第15卷换热, 其中 B C 这一小段是不稳定沸腾, 它的特点是气化核心的密度很小, 而 CD 段是旺盛沸腾状态; 当 25℃时, 膜状沸腾逐渐取代核状沸腾, 双相流由∃ t > 不稳定的膜状沸腾或部分核状沸腾的 D E 段过渡为稳定的膜状沸腾的 E F 段. 在 E F 段, 换热系数 Α基本上不变, 而 q 上升, 这是辐射换热显著增加的缘故. 沸腾曲线并没有包括所有可能的沸腾状态. 如系统在严格除气的低压条件下沸腾时, 因自发形成的核心数目很少而可能出现对流状态的延迟, 以致液体在很高的过热度才沸腾 (见图中 CG 线). 又如, 非湿润液体 (边界角 Η> 90°) 沸腾时, 膜态沸腾可在较小的过热 度下开始 (见图中B D 线).1. 2 沸腾的微观特性与过程状态参数核状沸腾时, 换热强度取决于沸腾的微观特性与 过程的状态参数. 沸腾的微观特性包括汽泡的临界半图2 沸腾曲线1. 自然对流,2. 过渡流3. 核状沸腾,4. 膜状沸腾 径、增长速率、脱离直径和脱离频数, 它们包括了汽泡形成时各个阶段的特点.(1) 临界半径: 按热力学相平衡条件和力平衡条件可得汽泡临界半径为R C = 2ΡT g /r Θg ∃ t (1)式中 Ρ—表面张力, r —汽化热, T g —汽相温度, Θg —汽相密度, ∃ t —过热度. 式( 1) 表明, 随过 热度 ∃ t 的增加临界半径 R C 减小. 在减压条件下, 液体的沸点降低, 过热度增大, 有利于汽泡 的形成.(2) 汽泡的增长速率: 在蒸汽泡边界上建立热平衡关系可得汽泡的增长速率为d R /d Σ = Β(a /R ) J a d R /d Σ = 2Χ2 (a /R ) J a 2 (压力超过大气压时)(低压力时) (2)式中, 常数 Β= 6; 参数 Χ取决于几何因素, 边界角 Η= 40～ 90°时 Χ= 0. 1～ 0. 49; a 为液体的 导温系数; J a = C p ∃ t Θl /r Θg 称为雅各布数. J a 数中, C p 为液体的定压比热, r 为汽化热, Θl 和 Θg 分别为液体与饱和气的密度, ∃ t 为 过热度.高压范围 (大于大气压) 相应于 J a < 1, 低压范围相应于 J a ≤600. 在减压条件下, 饱和汽 密度 Θg 减小, J a 数增加, 从式(2) 可见汽泡增长很快. (3) 汽泡的脱离直径: 由静力学平衡条件可得汽泡脱离壁面的直径为d 0 = 0. 0208Η Ρ/g (Θl - Θg ) = 0. 0208Η∆ (3)式中, g —重力加速度, 边界角 Η的单位为度, ∆= 单位为米.Ρ/g (Θl - Θg ) 称为毛细常数, d 0 和 ∆ 的 式(3) 没有考虑压力变化的影响, 也没有考虑换热面材料种类的影响. 显然, 减压有利于·83· 第2期 张德翔等: 蒸发器中的沸腾换热与减压蒸发的过热度 汽泡脱离. 沸腾液体运动时, 流体的动压力对汽泡脱离产生附加影响, 脱离直径变得比用式(8) 计算的 d 0 要小些.(4) 脱离频数: 有效的汽化核心数目取决于壁面的粗糙程度, 相应的凹坑的限度可以近 似地取为5～ 10Λm . 而汽泡的脱离频数则取决于汽化当量速度 u 3 = q /r g Θg , 式中 q 为热载 荷, r 为汽化热, g 为重力加速度, Θg 为饱和汽密度. 显然, 在减压操作下汽泡脱离频率增加.1. 3 沸腾换热相似方程实际上, 以上各种影响沸腾换热的因素均可归结于用相似理论得到的相似方程之中. 沸腾换热相似方程为Α∆ =RC N u = , (4)Κl ∆ 式中 Α为沸腾换热系数, v l 和 a l 分别为液体的运动粘度和导温系数, 其余各量已如上述. 引 用汽相的特征线性尺寸 l 3 、准则 K z 和 K g :l 3 = (R C /2) (C p ∃ t Θl /r Θg ) = (R C /2) J a K z = (R C /2) (C p ∃ t Θl /r Θg ) = l 3 /∆K q = (q ∆/Θg a l r ) (∆/l 3 )式(4) 可化为N u = f (K z , K q , p r ) = 0. 082K z 0. 33 K q 0. 7 p r - 0. 45 (5)l l 准则 K z 是确定有效汽化核心数的, 准则 K q 是确定汽泡脱离频数的.或者, 引用准则 K p = p ∆/Ρ(p 为绝对压力, 即操作压力)、伽利略准则G a = g ∆3 /v l (g 为重 力加速度) 和雷诺数 R e = u 3 ∆/v l , 则式(4) 又可写为 N u = f (p r , G a , R e , K p , Θg /Θl ) (6)l 准则 K p 表征热力学力平衡条件. 考虑到贝克利准则 R e = R e p p r , 式(6) 可写为N u = C p e n 1G a n 2 K p n 3 (Θg /Θl ) n 4由大量实验资料, 式(7) 为(7) 1. 04 × 10- 4 p e 0. 7G a 0. 125 K p 0. 7 (8)N u = 因饱和汽密度 Θg ν Θl , 即( Θl - Θg ) /Θ≈l 1, 故 n 4 = 0.在旺盛的核状沸腾下, 重力的影响不明显, 换热对于重力加速度自动模化. 相似方程(4) 变为= 5 (R e 3 , p r ) (9)N u 3 l 式中努谢尔特N u 3 = a l 3 /Κl , 雷诺 R e 3 = u 3 l 3 /v l , 普朗特仍为 p r = v l /a l . 由大量实验数据可 l写出N u 3 = C R e 3 n p r 1/3 (10)l 对非金属液体, 沸腾时的常数值为C = 0. 0625, n = 0. 5 (R e 3 ≤ 0. 01)·84· 西北轻工业学院学报第15卷C = 0. 125, n = 0. 15 (R e 3 ≥ 0. 01) 式 ( 10) 适用范围为 R e 3 = 10- 5～ 104 , p r = 0. 86～ 7. 6, 汽相速度 u g (u 3 = u g - u l ) ≤7m / ls , 容积流量的蒸汽含量 Β≤70% 及广泛的压力范围(低于临界压力). 以上各相似方程可用于各种型式的蒸发器 ( 标准式、升膜式、降膜式等). 实用中可将定性尺寸换为管内径 d i , 并根据具体情况给予不大的修正. 从以上各相似方程可见, 沸腾换热系数通过热载荷 q 和过热度 ∃ t 与沸腾换热的各种微 观特性以及过程的状态参数相联系, 而热载荷又取决于过热度, 所以从根本上来说沸腾换热 强度取决于过热度.2 减压蒸发的过热度2. 1 减压蒸发的一般特点在减压下溶液的沸点降低, 过热度增大, 因此对一定的传热量可以节省蒸发器的换热面 积; 对一定的过热度, 蒸发操作的热源可以利用低压蒸汽或废热蒸气. 由于热源温度可要求 不太高, 适用于处理热敏性溶液, 蒸发器的热损失也可减少.不过, 在减压下溶液的沸腾需要减压装置并消耗一定的能量, 此外因溶液的沸点降低使 溶液的粘度增大, 从而导致总换热系数下降.2. 2 多效减压蒸发装置中各效的实际过热度在减压条件下, 溶液的过热度增大, 即在较低的蒸发温度下容易实现理想的过热度, 使 换热效率提高. 所以实际生产中, 特别是对于热敏性料液普遍采用减压蒸发, 且为降低减压 装置的生产费用和充分利用蒸发汽热源往往采用多效串联减压蒸发装置, 即采用一套抽气 系统接于末效蒸发装置, 并将各效蒸发器依次相串通, 而将前效料液的蒸发汽依次用于下一 效料液的加热热源. 由于料液的不断蒸发以及料液在蒸发器管道中的流动阻力, 各效的实际 真空度由末效到首效逐渐降低, 各效的热源温度也由首效到末效逐渐降低. 其设计方案对合 理利用蒸发热能和节约抽气系统能耗效果明显, 并且兼顾了料液蒸发温度和加热温度的适 应性. 但是由于料液和蒸发汽在运动过程中所产生的实际阻力变化, 这种串联配置的真空体 系难于作到各效真空度与加热温度相匹配, 难于获得较理想的过热度, 如三效蒸发的第二效蒸发器中其真空度所对应的蒸汽饱和温度几乎与其加热温度( 前一效的蒸发温度) 相当, 无 过热度可言, 影响了蒸发换热效率, 使生产率低下.2. 3 获得各效理想过热度的对策 针对多效串联蒸发装置中各效真空度与加热温度间存在的不相适应, 影响过热度, 使换热效率低下的矛盾, 作者提出以下两条解决途径:( 1) 各效采用独立的抽气系统, 其真空度和抽气能力与各效的蒸发加热温度和蒸发量 相适应, 以实现理想的过热度;(2) 采用多级蒸汽喷射抽气系统, 合理设计各级喷射泵参数, 逐级对应满足各效蒸发器 的实际工作要求, 实现对过热度的稳定控制.以上方案和对策可以获得良好的换热效率, 提高生产率和改善产品质量, 尽管抽气能耗·85· 第2期 张德翔等: 蒸发器中的沸腾换热与减压蒸发的过热度 有所增加, 但与其获得的社会经济效益是无法相比的.参 考 文 献1 王竹溪. 热力学. 北京: 高等教育出版社, 1956〔苏〕B . П. 伊萨琴柯等著, 王丰等译. 传热学. 北京: 高等教育出版社, 19872 3 天津大学化工原理教研室. 化工原理(上册). 天津科学技术出版社. 1983 THE SUPER - HEA T D EGREE C O NTR OLL ED O FBO I L ING HEA T EXCHA NGE IN EBULL A T O RA ND VACUU M CO NCENTRA T O RZ h a n g D ex ia n g Z h en g C h en sh en g W en H u a ix inA B STRACTBo ili n g h ea t ex ch an ge is m a i n h ea t - t ran s fe r p ro ce s s w h en f lu i d qu i ck ly co n cen t ra t ed i n th e eb u lla to r . A n a lyzed th e m ech an ism o f bo ili n g h ea t ex ch an ge , th is p ap e r a ssi g n s th a t th e i n ten s ity o f bo ili n g h ea t ex ch an ge is dec i ded b y sup e r - h ea t deg ree , an d th e n , f i n d so u t th e ex is t i n g p ro b lem o f sup e r - h ea t deg ree i n m u lt i p le effec t decom p re s s eb u lla to r . F i 2n a l , th e w ay s to dea l w ith i dea l sup e r - h e a t deg r ee a re po sed .Keyword s : bo ili n g h e a t ex c h a n g e , sup e r - h e a t deg r ee , d r aw s team sy s te m , eb u lla t o r。

蒸发式冷凝器校核计算说明书蒸发式冷凝器热力性能计算，首先应了解以下参数，主要包括环境参数（大气压，干球温度，湿球温度）、工质类型，冷凝介质冷凝温度，冷凝负荷。

计算冷凝器的传热面积，通风量，循环水量，补充水量等方面参数的确定。

1、冷凝负荷：即冷凝器的总排热量，它与冷凝温度tL 和环境的湿球温度tS 有关，它们间的关系为：∑QL=QLg ·m 式中、 m ——校正系数； QLg ——冷凝器的排热量；∑QL ——冷凝器的总排热量。

在产品规格表上选择合适的蒸发式冷凝器时，应选蒸发式冷凝器排热量等于或大于总排热量的设备。

校正系数m 与冷凝温度tL 。

湿球温度tS 间的关系见图1和图2。

图1—蒸汽式冷凝器校正系数m=f(制冷剂、t 1、t 2)图2QL g —对压缩式机组，一般取机组制冷量的1.3倍。

2、环境参数确定：蒸发式冷凝器的排热量与当地环境的干、湿球温度有关，其中，特别是湿球温度tS 的影响更为显著，通常采用“工业企业通风和空气调节设计规范”中夏季空调室外计算干、湿球温度数值。

冷凝温度建议计算时选用 t L =t S +（10～15）℃3、冷凝器的传热面积计算：蒸发式冷凝器是依靠盘管外的冷却水部分蒸发时吸收的蒸发潜热来带走制冷剂气体冷凝为液体时放出的冷凝热量。

因此它的热力计算比较复杂，除了传热过程外，还同时伴随有传质过程。

对于传热过程：q F =Kw （t L -t m ）=FwQL ∑式中q F——单位面积热负荷；Kw ——传热系数； t m ——水膜平均温度； Fw ——传热面积。

Kw=∑++wn αλδα111式中 n α——制冷剂蒸气冷凝时的放热系数；∑λδ——管外表面的污垢热阻；w α——管外表面水膜层的放热系数。

制冷剂蒸气冷凝时的放热系数，可根据努谢尔特的膜层凝结理论，近似按下列公式计算：n α=0.683 b r 0.25（d n ·△t ）-0.25 式中 b, r ——制冷剂的物性系数；d n ——管内径；△t ——冷凝液膜层的温差。

各种蒸发器冷凝器计算蒸发器和冷凝器是热力工程中常见的设备，用于蒸发和冷凝流体。

本文将介绍各种蒸发器和冷凝器的计算方法。

一、蒸发器蒸发器是将液体转化为蒸汽的设备。

根据蒸发器的类型有多种不同的计算方法。

1.蒸发器内换热面积计算蒸发器的内换热面积可以通过以下公式计算：A=Q/(U×ΔTm)其中，A为内换热面积，Q为传热量，U为换热系数，ΔTm为平均温差。

2.各种蒸发器的计算常见蒸发器种类有多效蒸发器、喷雾式蒸发器、蒸镜式蒸发器等。

这些蒸发器的计算方法略有不同。

多效蒸发器的换热器内换热面积计算可以使用以下公式：A = Q / (Ud × ΔTmd)其中，A为内换热面积，Q为传热量，Ud为蒸气侧的换热系数，ΔTmd为蒸汽的平均温差。

喷雾式蒸发器的蒸发速率计算可以使用以下公式：W = (G × H) / (λ × (hlg - hgf))量蒸发潜热，hlg为蒸汽的焓值，hgf为液体的焓值。

蒸镜式蒸发器的换热面积和蒸发速率计算方法类似多效蒸发器。

二、冷凝器冷凝器是将蒸汽或气体转变为液体的设备。

根据冷凝器的类型有多种不同的计算方法。

1.冷凝器的内换热面积计算冷凝器的内换热面积可以通过以下公式计算：A=Q/(U×ΔTm)其中，A为内换热面积，Q为传热量，U为换热系数，ΔTm为平均温差。

2.各种冷凝器的计算常见冷凝器种类有冷却管束冷凝器、冷凝器冷凝管束冷凝器等。

这些冷凝器的计算方法略有不同。

冷却管束冷凝器的换热面积计算可以使用以下公式：A = Q / (Ud × ΔTmd)其中，A为内换热面积，Q为传热量，Ud为冷却侧的换热系数，ΔTmd为冷却水的平均温差。

冷凝器冷凝管束冷凝器的冷凝速率计算可以使用以下公式：W = (G × H) / (λ × (hgf - hfg))量冷凝潜热，hgf为蒸汽的焓值，hfg为液体的焓值。

以上就是各种蒸发器和冷凝器的计算方法。

蒸发器传热系数-回复蒸发器传热系数是指在蒸发器中传递热量的效率。

蒸发器是一种使液体变成气体的设备，常见的应用包括冷藏设备、空调系统和工业蒸发设备等。

在这篇文章中，我们将一步一步地解释蒸发器传热系数的概念、计算方法以及影响因素。

首先，我们来了解一下蒸发器传热系数的定义。

蒸发器传热系数是指单位面积内蒸发器的传热率，通常用W/(m^2·K)或kW/(m^2·K)表示。

它表示在单位面积内蒸发器能够传递多少热量到蒸发物质中。

蒸发器传热系数越大，意味着蒸发器的传热效率越高。

接下来，让我们了解一下蒸发器传热系数的计算方法。

蒸发器传热系数可以通过实验测量或理论计算得到。

实验测量方法通常通过设置实验装置，测量蒸发器传热面积和传热过程中的温度和热流量等参数，然后根据传热方程来计算传热系数。

而理论计算方法通常使用传热模型和实验数据来推导传热系数的计算公式。

在计算传热系数时，有几个主要的因素需要考虑。

首先是传热介质的物性参数，包括蒸发物质的热导率、比热容和粘度等。

这些参数决定了物质传热的能力和传热过程的阻力。

其次是蒸发器的结构参数，包括传热表面的面积和形状、传热介质的流动方式以及传热界面的温度差等。

这些参数影响了传热的路径和速率。

此外，环境条件也会对传热系数产生影响。

例如，传热介质的入口温度、出口温度和流速等参数会影响传热介质与蒸发器之间的热传递。

同样，环境温度、湿度和压力等因素也会对传热系数产生影响。

在实际应用中，为了提高蒸发器的传热效率，通常采取一些措施。

首先是增大传热表面的面积，可以通过增加传热器的数量或者改变传热器的结构来实现。

其次是提高传热介质的流速，可以通过增加泵的功率或者改变流动方式来实现。

此外，还可以采用传热增强技术，如使用传热增强器件或者改变流动方向等。

最后，需要注意的是，蒸发器传热系数的计算和优化是一个综合问题，需要考虑多个因素的相互作用。

因此，在设计和选择蒸发器时，需要综合考虑传热系数、生产成本、能耗和设备尺寸等因素，以达到最佳的传热效果。

干式蒸发器换热参数计算一、计算输入参数压缩机型号SRS-S-163输入压缩机数量 1.00000输入制冷量KW Qo=137.20000输入压缩机输入功率KW Ni=45.60000输入压缩机标准工况下质量流量kg/h mf3268.00000输入压缩机排气量kg/h Gk=5881.00000输入蒸发温度℃to= 2.00000过热度℃tr= 5.00000过冷度℃tg= 5.00000冷冻水进口温度℃t1=12.00000冷冻水出口温度℃t2=7.00000冷冻水出口温度范围℃t2= 5.0-15蒸发温度℃to= 2.00000传热温差℃△tm=7.21348冷冻水进出口温差℃△t= 5.00000二、蒸发器热力计算求解蒸发器制冷量KW Qk=137.20000单位面积热负荷KW/m2qf=9.000009.5-11蒸发器传热面积m2F=15.24444冷冻水量kg/s Gk=0.00656冷冻水量m3/h Gk=23.59866三、蒸发器基本尺寸参数换热器换热管间距m A=0.01700排列方式正三角形换热管管径m D=0.01270换热管内径m D1=0.01170单根换热管每米管长换热面积m2/m Fd=0.03988二、换热器物理参数计算蒸发器组数N=1输入每组蒸发器换热管数N1=244输入每组蒸发器换热管长m L= 1.9820输入每组蒸发器换热管流程N3=4输入每组蒸发器每流程换热管数N4=61每组蒸发器水侧通流面积m2Fy=每组蒸发换热面积m2Fz=19.28532必须满足校核值蒸发器换热面积m2F=19.2853216.7689 1.150065冷却水流速m/sω= 1.0-1.4摩擦阻力系数f=水阻力KPa△Pk=100。

(实战版)蒸发器热量及面积的实用计算公式在工程和制冷领域，准确计算蒸发器的热量和面积对于系统设计和效率至关重要。

本文档提供了一套实用的计算方法，旨在帮助工程师和相关专业人士在设计、优化和评估蒸发器系统时做出更加精准的决策。

1. 热量计算蒸发器的热量损失或吸收可以通过以下公式进行估算：\[ Q = U \cdot A \cdot (T_{in} - T_{out}) \]- \( Q \) - 热量（单位：千瓦或千焦）- \( U \) - 热传递系数（单位：W/(m²·K)）- \( A \) - 热交换面积（单位：m²）- \( T_{in} \) - 进口温度（单位：摄氏度或开尔文）- \( T_{out} \) - 出口温度（单位：摄氏度或开尔文）a. 热传递系数 (U)热传递系数 \( U \) 取决于流体的性质、流速、管壁材料以及换热器的类型。

通常，它可以通过经验公式或者实验数据获得。

在缺乏准确数据的情况下，可以参考行业标准表格进行选取。

b. 热交换面积 (A)热交换面积 \( A \) 是指蒸发器内部可供热量传递的表面积。

这个值可以通过蒸发器的设计图纸或者制造商提供的规格来确定。

c. 进出口温度差温度差 \( (T_{in} - T_{out}) \) 是热量传递的关键驱动因素。

它受到流体性质、流速、换热器的设计以及操作条件的影响。

实际操作中，这个值可以通过测量或者模拟得到。

2. 面积计算在确定了热量需求后，可以通过以下公式计算所需的蒸发器面积：\[ A_{required} = \frac{Q_{required}}{U \cdot (T_{in} - T_{out})} \]- \( A_{required} \) - 所需蒸发器面积（单位：m²）- \( Q_{required} \) - 所需热量（单位：千瓦或千焦）- \( U \), \( T_{in} \), \( T_{out} \) - 含义同前a. 考虑其他因素实际工程中，还需要考虑其他因素，如翅片间距、翅片高度、管子直径、管子排列方式等，这些都可能影响实际的有效换热面积。

风冷式蒸发器换热计算一、设计计算流程图二、 设计计算（以HLR45S 为例）1、已知参数换热参数：冷凝负荷：Q e =31000W 蒸发温度：t k =－1℃回风干球温度：t a1=7℃，湿球温度t s1=6℃ 送风干球温度：t a1=4℃，湿球温度t s1=3.6℃ 工质质量流速：g ＝140 kg/(m 2*s) 冷凝器结构参数：铜管排列方式：正三角形叉排 翅片型式：开窗片，亲水膜 铜管型式：光管铜管竖直方向间距：S 1＝25.4mm 铜管水平方向间距：S 2＝22mm 紫铜光管外径：d 0＝9.52mm 铜管厚度：δt ＝0.35mm 翅片厚度：δf ＝0.115mm 翅片间距：S f ＝1.8mm 冷凝器尺寸参数排数：N C ＝3排 每排管数：N B ＝52排2、计算过程1）冷凝器的几何参数计算翅片管外径：f b d d δ20+=＝ 9.75 mm 铜管内径：t i d d δ-=0＝8.82 mm 当量直径：)()(2))((4411f f b f f b eq S d S S d S U Ad δδ-+---==＝3.04 mm单位长度翅片面积：322110/)4(2－⨯-=f b f S d S S f π＝0.537 m 2/m单位长度翅片间管外表面积：310/)(－⨯-=f f f b b s S d f δπ＝0.0286 m 2/m 单位长度翅片管总面积：b f t f f f +=＝0.56666 m 2/m 翅片管肋化系数：it i t d ff f πβ==＝20.46 2）确定空气在蒸发器内的状态变化过程：进风点：h1＝20.74kJ/kg ，d1＝5.5g/kg 出风点：h2＝16.01kJ/kg ，d2＝4.8g/kg在湿空气焓湿图上连接状态点1和2，并延长与饱和空气线相交于饱和点4，如图：饱和点：h4＝11.65kJ/kg ，d4＝4.2g/kg ，t4＝1.2℃ 在蒸发器中空气的平均焓：)42ln(2143h h h h h h --+=＝18.09 kJ/kgd3＝5.1g/kg ，t3＝5.3℃ 析湿系数：434346.21t t d d --+=ξ＝1.5493) 空气侧换热系数迎面风速假定：f w ＝2.1 m/s最窄截面处风速：))(/(11max b f f f f d S S w S S w --=δ＝3.64m/s 蒸发器空气入口干球温度为：t a1＝7℃ 蒸发器空气出口干球温度为：t a2＝4℃确定空气物性的温度为：2/)(21a a m t t t +=＝5.5℃ 在t m ＝5.5℃下，空气热物性：v f =13.75×10－6m 2/s ，λf =0.02477W/mK ，ρf =1.268kg/m 3，C Pa ＝1.005kJ/(kg*℃) 空气侧的雷诺数：f eq f v d w /Re max = =805.73由《制冷原理与设备》中公式（7－36），空气侧换热系数meq eq nf f O d d C ⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=γλαRe '=47.98 W/m 2K 其中：362)(103)(000425.0)(02315.0518.0eqeqeqd d d A γγγ-⨯-+-=＝0.1852⎥⎦⎤⎢⎣⎡⨯-=1000Re 24.036.1f A C ＝0.216 eq d n γ0066.045.0+=＝0.59311000Re 08.028.0f m +-=＝-0.2155铜管差排的修正系数为1.1，开窗片的修正系数为1.3，则空气侧换热系数为：(开窗片、波纹片的修正系数有待实验验证)'oo αα=×1.1×1.3＝68.62 W/m 2K 对于叉排翅片管簇：fd s 1=ρ＝25.4/9.75=2.6051 3.027.121'-=l l ρρ=2.7681 式中：21,l l 为正六边形对比距离，21l l =翅片当量高度：)'ln 35.01)(1'(5.0'ρρ+-=f d h ＝0.01169 mδλαa om 2==75.4 m -1翅片效率：')'(mh mh tgh f =η ＝0.802 表面效率：)1(1f tf s f f ηη--=＝0.812空气侧当量换热系数为：s o f ηξαα=＝85.81 W/m 2K 4）冷媒侧换热系数设R22进入蒸发器的干度x 1＝0.16，出口蒸发器时x 2＝1.0，则R22的总流量为：)(12x x r Q G er -== 0.17901 kg/sR22的总流通截面：gG A r==12.7866×10－4 每根管子的有效流通截面：42i i d A π=＝6.1067×10－5蒸发器的分路数：iA AZ =＝20.9 取Z ＝21 每一分路的R22流量：ZG G rd =＝0.008524 kg/s R22在管内蒸发时换热系数可按下式计算：343.02.02.0i 6.0g 7.2⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛=cr c ii P P d q α＝8.3766q i 0.6（如果是内螺纹管，换热系数则需乘以系数1.2）由于R22与润滑油能相互溶解，可忽略管内侧污垢。