甲醇冷凝器设计计算5篇范文

第一篇：甲醇冷凝器设计计算

1.1 确定物性数据

热流体进口温度：337.85K,出口温度：337.85K 冷流体进口温度：300.15K,出口温度：317.15K 定性温度:可取流体进口温度的平均值。

壳程甲醇蒸气的定性温度为T=337.85K，T2=337.85K，T1= 337.85K 管程冷却水的定性温度为t1=300.15K，t2=317.15，t=(300.15+317.15)/2=308.15K

【2】根据定性温度，分别查取相关文献[1]，壳程和管程流体的有关物性数据

甲醇蒸气在337.15K下的物性数据: 密度 1=1.19Kg/m3

定压比热容 cp1=1.620KJ/(KgK)热导率  1=0.013KJ/(KgK)粘度  1=0.011mPas 汽化潜热  =1100KJ/Kg 冷却水在308.15K下的有关物性数据: 密度 0=994.06Kg/m3 定压比热容 cp0=4.165KJ/(KgK)热导率  0=0.623KJ/(KgK)粘度  0=0.7245mPas 1.2 估算传热面积 1.2.1热流量 甲醇质量流量：

Ws1=1.2×3600×1.19=5140.8Kg/h=1.428Kg/s 甲醇热负荷：

Q1=5140.8×1100=5.655×106KJ/h=1570.8KW 1.2.2平均传热温差

（337.85-300.15）（-337.85-317.15）t1-t2=≈ 28.36K =tm337.85-300.15tlnln1337.85-317.15t2其中t1=T1-t1，Δt2=T2-t2，T1=T2=337.85K 1.2.3冷却水用量

=5.655×106/[4.165×（317.15-300.15）]=79867.2Kg/h Ws0=Q0（Cp0Δt0）=22.2Kg/s 1.2.4传热面积初值估算

查文献[1]取总传热系数K=800W/(m2K)

估算传热面积:A估=Q（KΔtm）=1570.8×10/（800×28.36）=69.235m 1.3 核算总传热系数K 1.3.1管径和管内流速

选用Φ19mm×2mm的碳钢管，取管内ui=0.57m/s,其内径di0.015m，外径do0.019m

321.3.2计算管程数和传热管数

根据传热管内径和流速确定单程传热管数

neVπ2diui4=22.2994.06=221.83≈221（根）

0.7850.01520.57按单管程计算，所需传热管长度为

L=69.235A估==5.25m πdone3.14×0.019×221根据传统换热器管长可取6米单程换热器，则传热管总根数

NT=221（根）

1.3.3平均传热温差校正及壳程数

平均传热温差校正系数 337.85-337.85R==0 317.15-300.15317.15-300.15P==0.45 337.85-300.15查文献[4]，按单壳程温差校正系数应查有关图表。可得Φ t=1平均传热温差

t'm=ΦΔ ttm=1×28.36=28.36℃ 1.3.4传热管排列和分程方法

采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列。取管心距t=1.25d0，则 t=1.25×19=23.75≈25(mm)查文献[8]，对于单管程换热器，横过管束中心线的管数nc1.122116.3517根 管束的分程方法：采用单管程共有传热管221根，1.3.5壳体内径

本设计采用单管程结构正三角形排列，查文献[6]，壳体内径可用下式计算：

‘D=t（nc-1）+2b，管束中心线上最外层管的中心至壳体内径的距离b'1.5do1.51928.5mm 则壳体内径为：

（17-1）1.519=428.5mm D=25圆整后取壳体直径为D=500mm 1.3.6折流板

采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高为h'=0.25×500=125mm 两相邻折流挡板的距离（板间距）为： h=0.8D=0.8×500=400mm，故可取h=400mm, 折流板数目：NB传热管长6000-1=-1=14（块）

400折流板间距折流板圆缺面水平装配。1.3.7污垢热阻和管壁热阻

管程冷却水的污垢热阻 Rdi=0.00034m2KW 壳程纯净甲醇气体的污垢热阻 Rdo=0 管壁热阻

Rw=bw，其中b为传热管壁厚，m ；w为管壁热导率，W/(mK)

碳钢在308.15K下的热导率为51.10W/(mK)，所以

Rw=0.002=0.000039m2KW 51.101.3.8管程给热系数

π管内流通面积

Ai=di2ne=×0.0152×221=0.0390m2

4422.2管内流速

uiWs0 ==0.5726m/s

ρ0Ai994.06×0.0390管内雷诺系数

Rei=

diuiρ00.0150.5726994.06==11784.65（湍流）

0.724510-3μ0cp0μ0λ0管内普朗特数

Pri=对流传热系数

αi0.02341650.724510-3==4.844

0.623λ00.80.40.0230.6230.80.4ReiPri11784.654.844

0.015di=3245W/(m2K)1.3.9壳程给热系数

查文献[4]，壳程对流传热系数

αo0.725(ρ2gλ3γn23μdoΔt14)

式中，为比汽化热，JKg

为冷凝液的密度，Kg/m3

λ为冷凝液的热导率,W/(mK)

为冷凝液的黏度,mPas

t为饱和温度Ts与外壁温度Tw之差，n为水平管束在垂直列上的管子数，该换热器为单管程单壳程共221跟管子，管子按照三角形排列，则有 n≈10

定性温度取膜温，即T定TsTw

2现假设管外壁温Tw330K，则

tTs-Tw337.15-3307.15K

TsTw337.15330333.575K,在该定性温度下： T定22ρ760.6kgm3，μ0.342mPas，λ197.8mW(mK)

αo0.725(ρgλγ3214n23μdoΔt)9.810.197831100103760.60.725（）23-30.3420.0197.151010214

=2805W/(m2K)1.3.10壁温核算

热流体在管内流动，Ts=337.15K，则单根水平管的传热量Q11570.8103W7107.69W，根据壁温公式有 Q单221221Q单-ttw-t Tww11b11(Rdo)(Rdi)αoαiAoλwAmAiT-Tw式中，Tw为管外壁温，tw为管内壁温，Rdi为管程冷却水污垢热阻，Rdo 为壳程纯净甲醇气体的污垢热阻，b为管厚度，Ai为单根换热管的内表面积，Ao为单根换热管外表面积，Am为单根换热管平均表面积，w为碳钢热导率。

Q单337.15-Tw，求得 Tw=330.07K，这与假设相差不大，可以接1128053.140.0196受。

1.3.11计算总传热系数K

K11ddRdoRdiooαodiαidiλwdm1bdo

式中 di为管子内径，do为管子外径，dm为管子平均直径，αi为管程传热系数，αo为壳程传热系数。Rdi为管程污垢热阻，Rdo壳程污垢热阻，w为碳钢热导率

将已知数据代入上式，得

K110.0020.0190.01910.01900.00034280551.100.0170.01532450.015

=818.83W/(m2K)

1.3.12计算传热面积裕度

Q11570.8103传热面积Ac67.643㎡

KΔtm818.8328.36实际传热面积

Ap=πdolNT=3.14×0.019×6×221=79.109㎡

该换热器的面积裕度为

HAp-AcAc79.109-67.64316.95%

67.643传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。1.4 核算压力降 1.4.1管程压降Pi

查文献[9]，ΣΔPi(ΔP1ΔP2)FtNsNp

式中，Ft为结垢校正系数；Ns壳程数；Np为管程数；P1为直管阻力压强降，Pa;P2为回弯管压强降，Pa；

查文献[3]，取碳钢的管壁粗糙度为0.1mm,则.65Rei11784edi0.10.00667，而15，于是

λi0.1(edi68Rei)0.23680.1(0.00667)11784.650.230.03646lρ0ui26994.060.57262ΔP0.036462376.63pa1λi0.0152di22ρ0ui2994.060.57263488.88pa ΔP2322对正三角形排列Ft=1.4，且Ns=1，Np=1，则

.63488.88)1.4114011.714pa Pi(P1P2)FtNsNp(23761.4.2壳程压降

壳体流通面积

Soh(Dncdo)=0.4×（0.5-17×0.019）=0.0708m2 因为，Ws1=1.2Kg/s，所以：

1.2壳程流速 uoWs1==14.24m/s

ρ1So1.19×0.0708当量直径

（4de32π23π（0.0252-0.0192）t-do）424240.01729m πdoπ0.019雷诺系数

Reodeuoρ10.0172914.241.1926635.40（湍流）-30.01110μ1壳程普朗特数

Procp1μ1λ11.6201030.01110-31.371

0.013'P'2)FtNs 壳程压降 Po(P1其中Ns1,Ft1 流体流经管束的阻力

PFfonc(NB1)'121uo2

摩擦系数fo5.0Reo-0.2280.4897

已知: NB14，F0.5，nc17 uo14.24m/s

'P1Ffonc(NB1)21uo2

1.19×14.242 =0.5×0.4897×17×(14+1)× =7533.16Pa

22hρ1uo20.41.1914.24214（3.5-）3209.36Pa ΔPNB(3.5-)D20.52'2'（7533.16+3209.36）×1×1=10742.52Pa P'2)FtNs=故Po(P1

第二篇：HLT1000冷凝器设计计算书

冷凝器的设计计算

1.技术参数

R404a冷凝温度tk：35℃,； 进口空气温度ta1：28 出口空气温度ta2：33℃ 进出口空气温差ta2-ta1：5℃ 对数平均温差： tm=(ta2-ta1)/ln(tk-ta1)/(tk-ta2)

=5/ln7/2=5/1.25=4℃ 2.冷凝器的计算

2.1翅片管簇结构参数选择及计算

选择Ф10mm╳0.5mm的紫铜管作为传热管，选用的翅片厚度δf=0.15mm的波纹型整张铝制套片。取翅片节距Sf=2mm，迎风面上管中心距S1=25mm，管簇排列采用正三角插排。

每米管长各有关传热面积分别为：

af=2(S1*S2-П/4db2)/Sf=2*(0.0252*31/2/2-П/4*0.01032)/0.002

=2*(0.00054-0.000082)/0.002=0.4579m2 其中db=d0+2δf（do=Ф10mm，外径）

ab=Пdb（Sf-δf）/Sf=П*0.0103*（0.002-0.00015）/0.002=0.0299m2 aof=af+ab=0.4579+0.0299=0.4878m2 ai=Пdi=П*0.009m2=0.0283m2(di为内径)取当地大气压Pa=101.33kPa，由空气（干空气）热物理性质表，在空气平均温度30℃条件下，Cpa=1.013J/(kg·℃)、λa=0.02675W/(m·K)，νa=16╳10-6m2/s。在进风温度ta1=28℃条件下，ρa=1.1095kg/m3。

冷凝器所需空气体积流量

qv=Q/ρa*Cpa（ta2-ta1）=12560/1.1095*1013（33-28）=2.235m2/s 选取迎面风速wy=2.5m/s，则迎风面积：

Ay=qv/wy=2.235/2.5=0.894m2 取冷凝器迎风面宽度即有效单管长l=0.93m，则冷凝器的迎风高度：H=Ay/wy=0.894m2/0.93=0.96 2.2传热计算

确定所需传热面积Aof、翅片管总长L以及空气流通方向上的管排数n。

计算换热系数Ko为40w/(m2·K)，Aof：传热面积，m2； Aof=Q/tm*Ko=10910/40*4=68.19 冷凝器所需有效翅片管总长：L=Aof/aof=68.19/0.4878=139.79m 设计蒸发器的宽度为1000mm，则所需传热管数为：nl=139.79m/1m=139.79，取140，则垂直于空气流方向的管排数为nh=140/4=35。

第三篇：空冷冷凝器计算说明书

课设题目：空冷冷凝器

一、设计条件：

某空调制冷机组采用空气冷却式冷凝器，要求制冷剂冷凝液过冷度5℃，压缩机在蒸发温度5℃，冷凝温度45℃时的排气温度为80℃,压缩机实际排气量为160kg/h；冷凝器空气进口温度为35℃。

二、其他参数

1、制冷剂采用R134A

2、采用肋片管式空冷冷凝器

3、传热管采用紫铜套铝片，参数自定，正三角形排列（错排）

三、完成内容

1.确定冷凝器热负荷，并进行冷凝器设计计算 2.提交计算程序以及计算说明书 3.相关工程图纸

一、计算冷凝器热负荷

由所给条件画出压焓图

1.根据tk=50℃和排气温度tdis=80℃,以及过冷度dt=5℃在 R134A压焓图上可以查出hdis=460kj/kg以及过冷液体要求hc=250kj/kg.所以冷凝器热负荷为 qmr*(hdis-hc)/3600=9.333kw

2.取进出口空气温差为8℃，则定性温度为39℃，可求出空气流量 qv2=1.029 m3/s 4.单位管长肋片面积Af2=0.5294 肋间基管表面积 Ab2=0.03 肋管外总表面积 A2=Af2+Ab2=0.5594

二、冷凝器的初步规划及有关参数选择

管排方式采用错排，正三角形排列。管间距s1=25.4mm 排间距s2=22mm

紫铜管选用10*0.7，翅片厚度df=0,12mm,肋片间距sf=1.8mm,沿气流方向管排数n=2排。

三，设计计算流程图 输入传热参数 Qk、tk、ta1、ta2输入结构参数：do、S1、S2、Sf、δf、δ尺寸参数：排数NB、每排排管数NC 型式参数：平片、光管、亲水膜、叉排由翅片管参数计算ff、fb、ft、肋化比β重设ωf计算风量Va，假设迎面风速ωf，求出ωmax计算空气侧换热系数αa、翅片效率η重设tw假设壁温tw，计算冷媒侧传热系数α由热平衡求出tw'否ift翅片型式铜管型式Abs(tw-tw')/tw<0.01是计算传热系数K、传热温差△tm计算传热面积F、长A、宽B、高C、翅片重GF、铜管重Gt计算实际迎面风速ωf‘是否Abs(ωf-ωf‘)/ωf<0.01计算风侧阻力△P1、冷媒侧压降△P2保存结果翅片型式

四、计算程序

#include #include #define qmr 160 #define pi 3.14

void main(){

double _tk=45, _tdis=80, _tc=5,_t2=35,_t3=43,tm;

double _hdis=460,_hc=250,Pk;

double _p2=1.128,_cp2=1.005,_v2=0.00001687,_r2=0.02751,qv2;

double _d0=0.01,_df=0.00012,_df1=0.0007,_s1=0.0254,_s2=0.022,_sf=0.0018,_di=0.0086,_n=2,_nb=18,db,Af2,Ab2,A2,A1,bt,bt1,ib,de;

//3.结构设计

double _r14=19.9238,_Bm=74.8481,_r0=0.0001;

tm=(_t2+_t3)/2;

Pk=qmr*(_hdis-_hc)/3600;

cout<<“冷凝器热负荷为：”<

qv2=Pk/(_p2*_cp2*(_t3-_t2));

cout<<“空气流量为”<

db=(_d0+2*_df);

Af2=2*(_s1*_s2-pi*db*db/4)/_sf;

Ab2=pi*db*(1-_df/_sf);

A2=Af2+Ab2;

A1=pi*_di;

bt=A2/A1;

bt1=A2/(A1+A2);

ib=(_s1-db)*(_sf-_df)/(_s1*_sf);

de=2*(_s1-db)*(_sf-_df)/((_s1-db)+(_sf-_df));

double a1,C1,C2,Re, L,m,n,wf,wmax,L2,wf2,L1,H;

//4.空气侧换热系数

double nf2,n02,rh,rh1,rf=203,z,h1;

rh=_s1/db;

rh1=1.27*rh*pow(0.7,0.5);

h1=db*(rh1-1)/2*(1+0.35*log(rh1));

L=_n*_s2;

for(wf=2.0;wf<=4.5;wf+=0.1)

{

wmax=wf/ib;

Re=wmax*de/_v2;

C1=1.36-0.24*Re/1000;

C2=0.518-0.02314*(L/de)+0.000425*(L/de)*(L/de)-3*pow(10,-6)*(L/de)*(L/de)*(L/de);

m=0.45+0.0066*(L/de);

n=-0.28+0.08*(Re/1000);

a1=C1*C2*(_r2/de)*pow(L/de,n)*pow(Re,m);

z=pow(2*a1/rf/Re,0.5);

//5.计算翅片效率及表面效率

nf2=tanh(m*h1)/m/h1;

n02=1-Af2/A2*(1-nf2);

double a2,tw=43.5;//6.计算管内换热系数???

a2=0.683*_r14*_Bm*pow((45-tw),-0.25)*pow(0.0086,-0.25);

// 计算传热系数及传热面积

double Kof,at,A0;

Kof=1/(bt/a2+_df1*bt1/rf+_r0+1/a1/n02);

at=(_t3-_t2)/log((_tk-_t2)/(_tk-_t3));

A0=Pk/(Kof*at)*1000;

L=A0/A2;

double Ay,e,e1;

L1=L/(_nb*_n);

H=_nb*_s1;

L2=_n*_s2;

Ay=L1*H;

wf2=qv2/Ay;

e=(wf2-wf)/wf;

e1=fabs(e);

if(e1<=0.01)

break;

}

cout<<“迎面风速为wf2=”<

cout<<“假设迎风风速wf=”<

cout<<“有效长度L1=”<

cout<<“高H=”<

cout<<“深L2=”<

double ap2,pz,Pst;

气阻力及风机选择

ap2=9.81*0.0113*(L2/de)*pow(_p2*wmax,1.7);

cout<<“ap2=”<

cout<<“根据ap2选取Pst的值”;

cin>>Pst;

pz=Pst+_p2*wf2*wf2/2;

cout<<“全压为pz=”<

}

//确定空冷冷凝器尺寸

//空

五、程序运行结果

六、结果分析

在设计计算中，需要先假设一个迎面风速，算出管内外换热系数和传热系数传热面积后会得出实际迎面风速。假设的和实际值需很接近才可以。所以在程序中，使用循环来完成此工程，省去了反复的迭代过程。

在该题的设计中，最后得到迎面风速为3.4698m/s.具体结果见运行程序后的截图。在课设的编程过程中，在计算管内侧冷凝换热系数时，要解管内外热平衡关系的方程，使用C++编程来接方程是很难的。经过很久的研究，终于使用牛顿迭代法编出了能解次方程的程序，但是最好的调试过程还是没有成功，只能自己手动解了方程，再放入程序中。

第四篇：冷凝器设计例题（本站推荐）

例题：冷凝器设计

已知某R-22制冷系统，冷凝器热负荷71.4kW，冷却水进口温度tw1=32℃,传热管采用紫铜肋管，λf=384W/m·K，d0=13.124mm，di=11.11mm，肋片外径df=15.8mm，肋厚δt=0.232mm，δ0=0.368mm，平均肋厚δf=0.30mm，肋节距e=1.025mm，试设计一台卧式壳管式冷凝器。

解：1．肋片管特性参数的计算（以1m长肋管计算）肋管水平部分面积Ap

A[d]1000p0(e0)dfte37.66103肋管垂直部分面积Ah

A20t21/21000h2(dfd0)[h()]e121.5610322肋管总外表面积A0l

A30lApAh159.2210m2

A肋化系数

0lA4.56i

肋片当量高度

He4d2fd20df3.85103m

基管的平均表面积

m2m2 A(d0di)1238.1103m2

2．确定冷凝器出口的冷却水温度tw2 设水的温升Δtw=4℃，则tw2=36℃ 3．确定冷凝温度tk 一般tktw23~5℃，tkt2440℃

3632tm5.84032℃ ln40364．计算传热温差Δtm

5．求冷却水流量Mw

Qk71400Mw4.26kg/s cptw4.186100046．选择以外表面为基准的热流密度q

设定q =4100W/m2 7．概略计算所需的传热面积

Qk2F17.4m q8．初步规划冷凝器结构

取管内水流速u=2.5m/s，则每一流程的管子数Z为

Z

Mw(du)417.59

2i取Z=18，实际流速2.44 m/s 由管子流程数N与管子有效长度l之间的关系

F17.4Nl6.07

m

A0lZ0.1592218管子按正三角形排列，管子间距S为1.25~1.5 d0，取S=20mm，N=2，l=3.04m，管子的总根数36根

N=4，l=1.52m，管子的总根数72根，D=0.25m，l/D=6.08 选取4流程。9．计算水侧放热系数

i0.023diRe0.8fPr0.4fW/(m2·℃)计算时取冷却水的平均温度为定性温度。

3236ts34

℃ 22.50.01111Ref37202 60.746610udiRef0.84534

Pr4.976

Pr0.41.9

262.4810W/mK

262.4810i0.02345341.911142.71.11431040.01111 W/(m2·℃)10．计算管外侧换热系数

单根水平光管：c0cql'1/3

1/30.25水平光管管束：

c0cql'nm

0f1c0 水平低肋管：11.3f0.75AhA0fd0He0.25ApA0f

th(ml)fml

th——双曲正切算符

eethxxxeexx

m2c0ff

dfd0dfl10.805lg2d0C=0.65，’

 1/3g321/3

按照制冷剂冷凝温度tk=40℃确定物性参数： λ=0.079W/(m·K)；ρ=1131.32kg/m3；r=166.88 kJ/kg（r=166880 J/kg）；μ=2.22×10-3N·s/m2。

1/31/3g1/3327660.65

单根水平光管的放热系数

c0cqd0'10.657660.6541000.01311/31321.5 W/(m2·℃)再计算肋管管束外表面的有效放热系数 m2c0ff21321.5151.5-1

m3840.00030.00144 m dfd0dfl10.805lg2d0th(ml)th(0.218)f0.984

ml0.218nm4.03

Ah0.7511.3fA0fd0He0.250.25ApA0f1.569

0.250f1c0nm

W/(m2·℃)

1.5691321.54.031463.411．计算实际的传热系数K 取污垢系数

ri0.910m2C/W

14mC/W2，r00.9104K1F0fF0f1rri0FFmii0f623.4

W/(m2·K)12．实际热流密度

qKtm623.45.83615.72

3615.724100100%13.4%

>5% 3615.72误差较大，重新规划热流密度

6．选择以外表面为基准的热流密度q

设定q =3700W/m2 7．概略计算所需的传热面积

Qk2F19.3m q8．初步规划冷凝器结构

取管内水流速u=2.5m/s，则每一流程的管子数Z为

Z

Mw(du)417.59

2i取Z=18，实际流速2.44 m/s 由管子流程数N与管子有效长度l之间的关系 F19.3Nl6.73

m A0lZ0.1592218管子按正三角形排列，管子间距S为1.25~1.5 d0，取S=20mm，N=2，l=3.36m，管子的总根数36根

N=4，l=1.68m，管子的总根数72根，D=0.25m，l/D=6.78 选取4流程。9．计算水侧放热系数

i0.023diRe0.8fPr0.4fW/(m2·℃)计算时取冷却水的平均温度为定性温度。

3236ts34

℃ 22.50.01111Ref37202 60.746610udiRef0.84534

Pr4.976

Pr0.41.9 62.481022W/mK

62.48104i0.02345341.911142.71.1143100.01111 W/(m2·℃)10．计算管外侧换热系数 单根水平光管的放热系数

c0'cqd01/31/310.657660.6537000.01311367.5 W/(m2·℃)再计算肋管管束外表面的有效放热系数

m2c021367.5154.1 m-1

3840.0003ffdfd0dfl10.805lg2d00.00144 m th(ml)th(0.222)f0.984 ml0.222nm4.03

11.3f0.75AhA0fd0He0.25ApA0f1.569

0.250f1c0nm0.251.5691367.54.031554

W/(m2·℃)11．计算实际的传热系数K K11F0fF0f1rri0FFmii0f639.25

W/(m2·K)12．实际热流密度

qKtm639.255.83707.66

3707.663700100%0.3% 3707.66与初选值基本一致，故计算的K值适用。13．求传热面积

Qk2F19.26m Ktm

第五篇：冷凝器改造论文

低费用改造糖厂水喷射冷凝器的新方法

一、概述

真空冷凝器是糖厂煮糖和蒸发获得真空降低糖汁沸点的关键设备，一个合适而且稳定的真空对于糖厂来说是非常重要的。目前在糖厂广泛应用的真空冷凝器主要有：塔式冷凝器配真空泵、水喷射式冷凝器和喷射雾化式冷凝器。

塔式冷凝器配真空泵，使用逆流接触式冷凝器将水蒸气冷凝，剩下的不凝缩气体另用真空泵排除。我国糖厂早期都使用这种系统，目前在糖厂的真空冷凝设备中还占据着相当大的比重，虽然用水量较少，效率较高，但是配置一台真空泵所耗的电能对于现代糖厂来说不符合节能要求，而且它的设备比较复杂，操作和维修比较繁锁。

水喷射冷凝器，同一台设备兼有冷凝和抽气作用。它的优点是设备比较简单、容易制造、使用与维护方便。但用水量较大，在水量不足或水温较高时，其效能显著下降，真空度偏低且不稳定，调节困难。现在国内大多数大、中型甘蔗糖厂都使用这种水喷射冷凝器，每个煮糖罐配一个，蒸发罐又另配一个。这样操作管理较方便，但总用水量大很多。

喷射雾化式冷凝器，结合了塔式冷凝器和水喷射式冷凝器的优点而又区别于两者不同，最大的创新特点是在喷射抽吸的基础上增加了雾化冷凝的效果，大大提高了冷凝器效率。喷射雾化式冷凝器设计有喷雾喷嘴和喷射喷嘴，喷雾喷嘴通过喷出具有很大表面积的雾化水滴充分与汁汽混合进行热交换，汽液混合均匀，使可凝性气体迅速凝结成水而形成真空。剩下的不冷凝气体通过喷射喷嘴射出的射流水抽吸而排出尾管，从而达到稳定高真空的目的，但由于残留的不凝缩气体较少，需要对其所做的压缩功较小，所以水压和水温对真空的影响较小。喷射雾化式冷凝器属于近几年来新开发的一种新型产品，是一种理想而又高效节能的冷凝设备，正逐步取代塔式冷凝器和水喷射式冷凝器。

以上三种冷凝器中，目前还在使用最多的是水喷射冷凝器，由于环保压力的原因，糖厂冷却水含糖分高不能外排，为减少末端水处理的成本不得不循环使用，导致用于冷凝的水温越来越高，根据汁汽冷凝所需冷却水与其进水温度的关系，进水温度越高，用水量越大，这样在现有的水喷射冷凝器条件下，糖厂原先设计的进水压力已不能满足正常煮糖生产所需要的真空，所以近几年来，很多使用水喷射冷凝器的糖厂都面临煮糖真空不够的问题。

合适而且稳定的真空度，是维持糖厂正常生产的必要条件。因此，糖厂的真空冷凝系统如何适应这种情况，特别在当前普遍用于冷凝的水温度较高的情况下，如何取得较高和稳定的真空度，是制糖企业生产管理者头疼的问题。更重要的是在全球经济危机的蔓延下，很多糖厂出现了经济紧张的状况，如何用较低的费用投入来提高现行冷凝器的工作效率，是一个很现实的问题。

针对以上水喷射冷凝器所暴露出来的问题，我公司早在2007年就预见了问题的发展，并于当年结合我公司开发出来的喷射雾化式冷凝器技术在广西南华糖业集团忻城一厂对现有的水喷射冷凝器进行改造，提高了现有水喷射冷凝器的冷凝效率，稳定和提高了煮糖的真空度。由于改造所需费用低，效果明显，所以获得了很多糖业界人士的认可和接受，并于08/09榨季在广西南华糖业集团平果糖厂和南圩糖厂、凤糖集团和睦糖厂以及云南蒙自南华克林糖业有限公司成功改造了22台。此方法是现阶段资金紧张的情况下使用低投入产生高效果的明智选择。

二、提高现有水喷射冷凝器冷凝效率的改造方案

根据我公司在喷射雾化式冷凝器设计上经验，主要是利用现有的TDP型水喷射冷凝器进行设计改造，设计制造成“分体TDP型雾喷式冷凝器”。该冷凝器改造吸收了喷射雾化式冷凝器设计优点，而且利用原有的设备进行，降低成本，避免浪费。

1、在TDP水喷射冷凝器的基础上增加喷雾设计。喷雾喷嘴安装于连接到TDP水喷射冷凝器的汁汽管内，原有的水喷射冷凝器喷射喷嘴不动。喷雾喷嘴位置在喷射喷嘴之前，汁汽先被大部分雾化水冷凝而后，剩下的少量汁汽和不冷凝气体由原有的冷凝器喷嘴射出的射流水抽走，其排气原理与常规TDP型水喷射冷凝器相同，但由于雾化吸收大部分汁汽后残留的不凝缩气体较少，需要对其所做的压缩功也相对较小，因此使用的水量较少，对水压的要求也不高（0.06-0.10MPa即可），所以真空受水压和水量波动的影响也相对较小。大大提高了冷凝器的工作效率。

2、由于传统水喷射冷凝器没有排渣功能，造成喷嘴容易堵塞，清理困难，同时也增加了工人的劳动强度。为此我们在原有水喷射冷凝器系统的基础上增加一套在线水过滤排渣系统，该系统安装在器体外侧，更易于操作。其位置高于喷雾喷嘴和喷射喷嘴位置。水先经过滤网过滤，分别通过喷射进水管，喷雾进水管（通过喷雾喷嘴的水量可通过调节水阀调节）然后进入喷嘴，避免水质不好造成喷嘴堵塞，打开控制手轮可在线自动清除滤渣。增加一根连接水过滤排渣系统和冷凝器本体的清洗管，便于把杂质从过滤器排除。

3、改造示意图

三、分体TDP型雾喷式冷凝器效果和特点

1、可直接用原有的TDP型冷凝器改装；同时改装后占地少,安装、维修容易。

2、不改变原有的供水系统。

3、由于安装了水在线过滤排渣系统，喷嘴不易堵塞,耐高温、耐腐蚀。

4、入水压力低≤0.10Mpa;真空度稳定在0.082~0.092Mpa。

5、适应较高温度进水;当水温≤42℃时，真空度仍可保持-0.082MPa以上。因此减少因温度原因的冷水补充量,提高水的复用率,降低环保排污费。

6、抽真空时间短,冷罐时30分钟左右;热罐时4~6分钟。

7、改造投资和维护费用低。

四、改变现有真空冷凝效率方案的选择

1、增加水冷却设备，尽可能把冷却水温度降低至360C以下，该方案保证了原有水喷射冷凝器的冷凝效率，同时也保证了制糖生产所需要的真空。但投资费用大，占地面积多，维修复杂。

2、在现有供水系统条件下，加大水压，增加流量，尽可能多地抽走蒸发的汁汽。该方案投资费用少，但真空受水压波动的影响很大，一旦有煮糖罐开煮或放糖时，水压就会发生波动而影响到其它煮糖罐的正常真空。同时威胁到整个供水系统以及冷凝器的安全，这是目前大多数使用水喷射冷凝器的糖厂采用的措施。

3、更换冷凝器，有三种方式，一种是更换为冷凝量更大的水喷射冷凝器，利用增大水量来达到冷凝效果，此方式用水量大，需增加冷却水泵，投资费用大；第二种是更换为塔式冷凝器配置真空泵，该方式可以达到节约冷却水的目的，但是投资费用大，维修困难，耗用电能；另一种方式是更换为喷射雾化式冷凝器，属于第三代高效冷凝器，冷凝效率有了很大提高，既节约冷却水，又稳定和提高煮糖的真空度，该方式是糖厂今后更换冷凝器的最终选择。

4、改造现有的TDP水喷射式冷凝器，该方式的优点在于在现有的水喷射冷凝器还能使用的情况下，充分利用原来的供水和冷凝系统进行改造，来达到在不增加水量的情况下提高水喷射冷凝器效率，提高和稳定煮糖的真空度。投资费用低，而且经济又实用，是现阶段经济特别紧张的情况下最好的一种选择。综上所述，更换喷射雾化式冷凝器是糖厂冷凝器更新换代的最终选择，而改造现有的水喷射冷凝器是充分利用原有设备并发挥其潜力和效果的最佳选择。经济危机之下，这是你改变你现有冷凝系统的最好投资。

五、改造投资费用

根据厂方冷凝器的具体情况不同，每台冷凝器改造费用约为3.5-4.0万元。

南宁吉然糖业技术有限公司

2009-5-27