1、H 92 中华人民共和国有色金属行业标准YS/T 119. 10-2005 氧化铝生产专用设备热平衡测定与计算方法第10部分板式降膜蒸发器系统Determination and calculation method of heat balance of special equipments for alumina production Part 10: Plate falling-film evaporator system 2005-05-18发布. 1lhEEE-EEE-E E-EE -EE 川HHHHHHHUU卢huu们Ultl，1呻川盯LHU刷刷川配配tEE-同4】EE-u 晴山山山川
2、out-呻叫川川HHnuuuuu配ttQU-EEE-nu -E i, li -呻川nVEt-nnu HHHHHHO - EE- EE- mmmLmummm 2005-12-01实施国家发展和改革委员会发布本部分为首次发布。本部分为YS/T119第10部分。本部分包括方法一和方法二。四月119.10-2005前本部分根据目前国内氧化铝行业的实际情况和发展趋势的要求，制定了板式降膜蒸发器系统的热平衡测定与计算方法，为准确量化板式降膜蒸发器系统的能耗水平以及不同类型蜡烧设备之间进行能耗比较提供了依据和方法。本部分附录A为规范性附录。本部分由全国有色金属标准化技术委员会提出并归口。本部分由全国有色金属
3、标准化技术委员会负责解释。本部分由中国铝业股份有限公司贵州分公司负责起草。本部分方法一主要起草人:裴天毅、曾垂新、张凤琴、任剑、狄贵华、王奎、刘四清、蒋贵书、崔鲁川、刘贵生、张志宏。本部分方法二主要起草人:再贵书、任剑、张凤琴、曾垂新、王奎、刘四清、狄贵华、刘贵生、张志宏、崔鲁川、裴天毅。I 1 范围氧化铝生产专用设备热平衡测定与计算方法第10部分板式降膜蒸发器系统方法一四月119.10-2005 本方法规定了氧化铝厂板式降膜蒸发器系统的热平衡测定与计算基准、测定条件、测定项目及测定计算方法。本方法适用于氧化铝厂铝酸铀溶液板式降膜蒸发器系统的热平衡测定与计算。2 热平衡测定与计算基准2. 1
4、基准温度采用O.C。2.2 基准压力采用101325 Pa。2.3 卡与焦耳的换算，采用1cal=4. 1868 J。2.4 物料平衡与热平衡均以板式降膜蒸发器系统蒸发原液的进料量为基准进行计算。2.5 板式降膜蒸发器系统的热平衡测定与计算体系，包括直预器部分、自蒸发器部分、板式降膜蒸发器部分共三部分。热平衡测定范围和计算体系如图1虚线范围内所示(以H效、四级自蒸发器为例，其他以此类推)。3 设备状况及流程3. 1 测试报告中设备状况的内容3. 1. 1 写明设备的新旧程度、特点及存在问题，建成投产或上次大修后投产的日期。3.1.2 设备及生产概况填写测定前三个月内某月的平均值，内容及报告格式
5、见表1。表1设备及生产概况厂名:车问:机组号:项目单位数值或内容单机台数d口高单机型号加热方式内加热或外加热蒸发器蒸汽种类循环方式自然循环或其他加热面积口2整体容积口3设计能力t/h 尺寸(直径高度)mm 冷凝水罐台数L口A 有效容积口3原液量m3/h 蒸水量t/h 清理周期d 运转率% 四月119.10-20053.2 工艺流程示意图工艺流程示意图见图1。返回母液原液原液_._-争蒸汽新蒸汽巳至日 一二副II效冷凝水|效冷凝凝水| 二副III效冷凝水| 一二嗣W效冷凝水| 一二dv效冷凝水| 一一副M效冷凝水|水Ill.，明母液一-.冷凝水l-V和固1板式降膜蒸发器工艺流程固(以回效、四级自
6、蒸发器为例)物料4 热平衡测定条件4. 1 被测设备和工艺要求板式降膜蒸发器系统热平衡测定，应在设备投产或上次大修投产后的中期进行，测定时期生产工艺必须稳定正常。4.2 时间要求测定应为二个连续工班，测定次数不少于三个班次。4.3 测定用仪器用仪表及计量器具的要求测定用仪器仪表及计量器具应在有效检定周期之内。5 测定项目和方法及物料平衡所需物理量计算及其关联式5. 1 板式降膜蒸发器系统测定项目和方法以及报告格式见表20表2极式降膜蒸发器系统测定项目和方法项目符号单位测点位置测定仪器与方法测定频率取值原则数据蒸汽量Mq t/h 进I效蒸发器前蒸汽流量表8小时1次算术平均值新蒸蒸汽压力Pq Pa
7、 进I效蒸发器前蒸汽压力表1小时1次算术平均值汽蒸汽温度tq 进I效蒸发器前水银或电阻式温度计1小时1次算术平均值-一-2 四月119.10-2005 表2(续)项目符号单位测点位置测定仪器与方法测定频率取值原则测定数据原液进V效V ,l m3/h 原液泵出口管道电磁流量计累积数或1小时1次算术平均值体积进W效V m3/h 原液泵出口管道单槽供料记录槽存差l小时1次算术平均值测定温度下kg/m3 原液泵出口管道精密密度计2小时1次算术平均值原液密度p, 或现场测定20.C下原液密度p,zo kg/m3 原液泵出口管道20.C下测定2小时1次算术平均值蒸原液温度t, 。C原液泵出口管道水银温度计
8、2小时1次算术平均值发原Na,OT N Ty 原液泵出口管道2小时1次算术平均值液原Na,O, Ncy 原液泵出口管道2小时1次算术平均值液成g/L 化学分析分NaZOK N Ky 原液泵出口管道2小时1次算术平均值Al,03 Aly 原液泵出口管道2小时1次算术平均值原液比热Cy kJ/ 原液泵出口管道计算或查表2小时1次算术平均值Ckg .C) 进料温度tJ 1. nu 。C各效蒸发器热电偶或在线测定2小时1次算术平均值进料管路出料温度tc 1. n 11 。C各效蒸发器热电偶或在线测定2小时1次算术平均值出料管路进料溶液密度kg/m3 各效蒸发器精密密度计或2小时1次算术平均值Pll.
9、n四进料管路现场测定各出料溶液密度kg/m3 各效蒸发器精密密度计或2小时1次算术平均值效Pc I. n 11 出料管路现场测定蒸算术平均值发气室压力P 1. nM Pa 各效气室顶部压力表或负压表2小时1次器测气室温度t 1. n ,11 。C各效气室顶部热电偶或在线测定2小时1次算术平均值定kJ/ 各效蒸发器进料溶液比热CJI. n .j Ckg .C) 进料管路计算或查表2小时1次算术平均值出料溶液比热CC1 . n 11 kJ/ 各效蒸发器计算或查表2小时1次算术平均值Ckg .C) 出料管路二次蒸汽压力PY1守HnPa 各效蒸发器压力表或负压表2小时1次算术平均值二次汽出口二次蒸汽温
10、度tYI. n .11 。C各效蒸发器热电偶或在线测定2小时1次算术平均值二次汽出口VI效冷凝水罐m3/h W效冷凝水罐计算或超声波2小时1次算术平均值排出体系水量m6 冷凝水出口流量计实测各效冷凝水tL 1. rr 11 。C各效冷凝水罐热电偶或在线测定2小时1次算术平均值排出温度冷凝水出口Na,OT NTJI,n l1 2小时1次算术平均值各效进Na,Oc NCJ1.U咀2小时1次算术平均值料成分g/L 各效进料管路化学分析Na,K NKJI. UII 2小时1次算术平均值Al,03 AIJl, n1 2小时1次算术平均值Na,Or NTCl.Uu 2小时1次算术平均值各效出Na,c N田
11、nl12小时1次算术平均值料成分g/L 各效出料管路化学分析Na,K NKCI. u , 2小时1次算术平均值Al,03 Al(1.ll町2小时1次算术平均值3 YSjT 119.10-2005 表2(续)项目符号单位测点位置测定仪器与方法测定频率取值原则测定数据进料温度t I.2.3, 各级自蒸发器热电偶或2小时1次算术平均值进料管路在线测定出料温度t; ,2,3,4 各级自蒸发器热电偶或2小时1次算术平均值出料管路在线测定Na20T N TJI.2.3 , 2小时1次算术平均值各级自蒸发器Na20c NCJ1 .2.3.4 各级自蒸发2小时1次算术平均值进料g/L 进料管路化学分析Na20
12、K N町1.2.3.42小时1次算术平均值成分A1203 AIJ13. 2小时1次算术平均值Na20T NTC1.2.3. 2小时1次算术平均值各各级自2小时1次算术平均值级蒸发器Na20c N町，川.各级自蒸发自出料g/L 进料管路化学分析Na20K NK口.2.3.42小时1次算术平均值蒸成分发A1203 Alc1 .2,3. 2小时1次算术平均值器测各级自蒸发器精密密度计或现场测定定进料溶液密度向1.2.3.kg/m3 进料管路2小时1次算术平均值出料溶液密度kg/m3 各级自蒸发器精密密度计或现场测定2小时1次算术平均值Pc1,2.3, 出料管路进料溶液比热CJ1 2.3. k/ 各级
13、自蒸发器计算或查表2小时1次算术平均值(kg. C) 进料管路出料溶液比热CCJ.2 ,3. k/ 各级自蒸发器计算或查表2小时1次算术平均值(kg. C) 出料管路二次汽温度tV1.2.3. 各级自蒸发器热电偶或2小时1次算术平均值二次汽出口在线测定二次汽压力PV1 ,2,3.4 Pa 各级自蒸发器压力表或2小时1次算术平均值二次汽出口负压表Na20T N TjY1 ,2 2小时1次算术平均值进直预Na20c NCJY1.2 进直预器返回2小时1次算术平均值器进料g/L 母液的管道化学分析成分Na20K N町Y1，22小时l次算术平均值AI203 AIJY1 2 2小时1次算术平均值Na20
14、T N TCY1.2 2小时1次算术平均值出直预Na20c NCCY1 ,2 出直预器返回2小时1次算术平均值直器出料g/L 母液的管道化学分析预成分Na20K NKCY1.2 2小时1次算术平均值器AI203 AIcy1 ,2 2小时1次算术平均值测定进料温度tJY1. 2 进直预器管路热电偶或在线测定2小时1次算术平均值出料温度t CY1 2 。C出直预器管路热电偶或在线测定2小时1次算术平均值进料溶液密度向Yl.2kg/m3 进直预器管路精密密度计或现场测定2小时1次算术平均值出料溶液密度PcY1.2 kg/m3 出直预器管路精密密度计或现场测定2小时1次算术平均值进料溶液比热CJ凹.2
15、k/ 进直预器管路计算或查表2小时1次算术平均值(kg. C) 出料溶液比热CCY1.2 kJ/ 出直预器管路计算或查表2小时1次算术平均值(kg. C) 4 YS/T 119. 10-2005 表2(续)项目符号单位测点位置测定仪器与方法测定频率取值原则测定数据返回母液流量Vf m3/h 返回母液泵电磁流量计2小时l次算术平均值出口管道返回母液温度tf 。C返回母液泵电阻式温度计2小时1次算术平均值出口管道表面温度tbyl.2 直预器及其管路红外测温仪或不少于2次算术平均值表面温度计对应测温点，在环境温度thy1. 2 距设备或管路水银温度计不少于2次算术平均值直1.0米处同时进预器行测定表
16、对应测温点，在面环境风速Why1 2 m/s 距设备或管路热球式风速仪不少于2次算术平均值散1.0米处同时进热行测定散热面积F y1 2 盯2实测或据图计算平均表面热流Qyl.2 kJ/ 计算(m2 h) 散热量QY1.2 kJ/h Qy1.2 = qy1. 2 F y1. 2 表面温度tbI. 2.3.4 。C自蒸发器及其红外测温仪或不少于2次算术平均值管路表面温度计板对应测温点，在式自环境温度thl.2.3.4 。C距设备或1.0m水银温度计不少于2次算术平均值降蒸膜发处同时进行测定蒸器对应测温点，在发表环境风速WI.2.3.生m/s 距设备或1.0m热球式风速仪不少于2次算术平均值器面系
17、散处同时进行测定统热散热面积F1234 口2实测或据图计算表面平均表面热流kJ/ 计算散q I.2.3.4 (m2 h) 热Ql.川.4=Ql.2.3.4.测散热量Q I.2.3.4 kJ /h 定F1234 表面温度tb r. U . 11 。C各效蒸发器组及红外测温仪或不少于2次算术平均值其管路表面温度计对应测温点，在各环境温度th . U. V! 距设备或管路水银温度计不少于2次算术平均值效1.0米处同时进蒸行测定发对应测温点，在器距设备或管路组环境风速W 1. n.叫m/s 热球式风速仪不少于2次算术平均值表1.0米处同时进面行测定散热散热面积F 1. U,V! 2 实测或据图计算平均
18、表面热流kJ/ 计算q 1. U V! (m2 h) 散热量Qr.u. kJ /h Qr.rr.V!=qr.rr.叫F r . rr咀体系总散热Qb kJ/h =Qyl.2十Qt.2.3.4十Qr.rr. V! 5 YSjT 119. 10-2005 5.2 板式降膜蒸发器系统物料平衡所需物理量计算及其关联式见表3。表3板式降膜蒸发器系统物料平衡所需物理量计算及其关联式物理参数符号单位计算及其关联式数值飞4效蒸水量押2咀kg/h ml =vy2 py一(Nky/Nk，vr) v y2 pcvr V5 = v y2 - (mvr / PH,O(P, t) VI效进入V效液量V 5 m3/h 式中
19、:H2(P.t)在对应压力为P.温度为t的条件下水的密度.kg/旷。V效蒸水量kg/h mv = Vy1 Py一(Nky/N,kV) V y1 Pcv + V5 PJV一押lV(二次汽量)(Nk,J V /NKcV ) V 5 PCV V效进入N效液量V 4 m3/h V , = (V5 +Vy1)一(my/ PH20(P, t) N效蒸水量(二次汽量)mN kg/h m lV =V4 .向凹一(NKJN/NKCN)V, Pc N N效进入皿效液量V 3 m/h V3=V，一(mlV/ PH,O(P, t) 田效蒸水量(二次汽量)mm kg/h mm=V3 .向皿一(N町皿/NKC田) V ,
20、 Pc m E效进入E效液量V, m3/h V，=V，一(mm/P1王20(P，t) E效蒸水量(二次汽量)mn kg/h mu =V, PJU -(NKJU /NKCII) V , Pc u H效进入I效液量V 1 m/h V1=V，一(mU/PH,O(P , t) H直预器增水量F kg/h m2=(NKY2/NKCy，) Vf Pc y,J-Vf Pjy2 mA E直预器进入I直预器VA m/h V，八=Vf十(m2/ PH, o( p , t) ) 加热返回母液量I直预器增水量F kg/h ml= ( N KJy1 / N KCy1 ) VA Pc yl - VA PJyl 拧l1AI
21、直预器进入I效的V1A m/h V 1A =,V 2A + (ml/ PH2 O(P, t) ) 加热母液最I效蒸水量(二次汽量)kg/h mj =V, PJ1一(NKJ1/NKCj ) V , Pcr 十VA PCyl m (NKCyj /NKC1) V2A Pc l I效进入一自液量V Z1 m/h VZ1 =(V，十V2A)一(mj/PH,O(P , t) 一自蒸水量(二次汽量)押11kg/h ml =VZ1 Pn一(NKJ1/NKCl) VZ1 PCl -一自进入皿效的二次汽量kg/h f 斤11日mlf=rnl -mlA 一自进入二自液量VZ m3/h V Z =VZ1一(ml/H，
22、O(P. t) ) 二自蒸水量(三次汽量)押1，kg/h m2=VZ2 向2- (NKJ, / NKC2) VZ2 Pc, 三自进入N效的二次汽量f kg/h 1 m2B m2B兰兰7月2-m2A二自进入三自液量V Z3 m/h VZ3 =VZ2一(mdPH，O(P，t) 三自蒸水量(二次汽量)拧1，kg/h m,=VZ:J 向3一(NKj3/NKC3) Vz, 队:，三自进入四自液量VZ m/h V Z =VZ3一(m3/ PH,O(P, t) ) 四自蒸水量(二次汽量)押1，kg/h 阴，=VZ p4 -(NKJ,/NKC) VZ P(飞四自出料量(蒸发母液量)V m m/h Vm=VZ4
23、一(mdH20(P，t) I效冷凝水罐冷凝水量F kg/h F ml 11=mq E效冷凝水罐冷凝水量F kg/h yn;=mq十rnjrn2 皿效冷凝水罐冷凝水量, kg/h ，n;=mq十m十mn附13N效冷凝水罐冷凝水量f kg/h ，n;zmq十m十nln+rn皿m, V效冷凝水罐冷凝水量, kg/h m;=mq十mj十mrr十rnm十m凹押15vl效冷凝水罐冷凝水量f kg/h m;=mEt十m，十m+rn皿+mN十mVm, L一一一一6 四月119.10-2005 6 物料平衡计算6. 1 总蒸水量按公式(1)计算:my, - V y , py一(Nky/NKm), Vy Pm (
24、 1 ) 式中:my，一-总、蒸水量，单位为千克每小时(kg/h);Vy一-原液体积流量，单位为立方米每小时(m3/h); y一一-原液密度，单位为千克每立方米(kg/m3);Pm一一母液密度，单位为千克每立方米比g/m3); Nky一一原液苛性碱浓度，单位为克每升(g/L); NKm一一母液苛性碱浓度，单位为克每升(g/L)。6.2 有效总蒸水量按公式(2)计算:m y: = mr +m +m皿+mN+my +mi! +ml+m牛+m3+m4 ( 2 ) 式中:m;z-一有效总蒸水量，单位为千克每小时(kg/h); mr -1效蒸水量，单位为千克每小时(kg/h);m-II效蒸水量，单位为千
25、克每小时也g/h);m皿田效蒸水量，单位为千克每小时(kg/h); mN 凹效蒸水量，单位为千克每小时(kg/h);my-V效蒸水量，单位为千克每小时也g/h);mi!-VI效蒸水量，单位为千克每小时(kg/h);m;B一一一自进入皿效的二次汽量，单位为千克每小时(kg/h);m;B 二自进入N效的二次汽量，单位为千克每小时(kg/h);m 三自蒸水量，单位为千克每小时(kg/h); m4一一四自蒸水量，单位为千克每小时(kg/h)。6.3 板式降膜蒸发器系统物料平衡计算表及报告格式见表4。表4极式降膜蒸发器系统物料平衡计算表项目符号单位依据或算式原液量M1 kg/h M1=CV，I+V) ,
26、 p,t 新蒸汽量M2 kg/h M2 =Mq 收入返回母液量M3 kg/h M3=Vf p 合计L. M kg/h L.M=MI十M艺十M3完成母液量M/ kg/h M/=Vm p 乏汽量M2 kg/h M2=m咀支出出体系冷凝水量M, kg/h F MjFzm 差值M kg/h M= L.M一CM/+M2 +M3) 合计L.M kg/h L.儿1=儿11 + M2 + M3 + D.M 6.4 板式降膜蒸发器系统物料平衡表及报告格式见表50数值7 四月119.10-2005 表5板式降膜蒸发器系统物料平衡表收入支出数值数值符号项目符号项目kg/h % kg/h % M、原液量Mi 完成母液
27、量M, 新蒸汽量M; 乏汽量M3 返回母液量M3 出体系冷凝水量b.M 差值L; M, 合计100 L; M, 合计100 -一一6.5 板式降膜蒸发器系统中直预器部分、自蒸发部分、板式降膜蒸发器(1效-VI效)部分物料平衡表及报告格式见表6。表6直预器部分、自蒸发部分、板式降膜蒸发器(1效-VI效)部分物料平衡表收人支出设备名称数值数值符号项目符号项目kg/h % kg/h % 品iflyE直预器迸I直预器料量M1y, I直预器进I效料量I直预器M1y 1自进入I直预器二次汽量b.M 1y 差值L; M, 合计100 L; M/ 合计100 岛ifHy返回母液量Mu:, H直预器出料量H直预
28、器Muy 2自进入E直预器二次汽量b.MUY 差值L; M3 合计100 L; M, 合计100 M4z; 四自出料量四自Md 三自进囚自料量M4z 四自二次汽量蒸发器b.M., 差值L; M. 合计100 L; M, 合计100 M3,; 三自进四自料量三自M , 二自进三自料量M3:, 三自二次汽量蒸发器b.M3 差值L; M5 合计100 L; M5 合计100 M2z; 二自进三自料量一自进二自料量Mzz; 二自进E直预器二次汽量二自Md M， 二自进町效二次汽量蒸发器b.M 差值L; M, 合计100 L; M, 合计100 Mj,; 一自进二自料量I效进一自料量Mlz 一自进I直预
29、器二次汽量一自Ml M1z; 一自迸E效二次汽最蒸发器b.M 差值L; M7 合计100 L; M, 合计100 8 YS/T 119. 10-2005 表6(续)收入支出设备名称数值数值符号项目符号项目kg/h % kg/h % Mll E效迸I效料量Mr; I效进一自料量Mr; I效蒸水量(二次汽)I效M12 新蒸汽量Mr I效冷凝水量蒸发器M13 I直预器进I效料量差值t,.Mr M8 合计100 MRf 合计100 岛1Ul田效进E效料量Mu; H效进I效料量Mu; H效蒸水量(二次汽)E效MU2 I效二次汽量Mu H效冷凝水量蒸发器MU3 I效冷凝水量差值t,.Mu 2岛19合计10
30、0 M9f 合计100 Mm1 N效进田效料量Mml 田效进E效料量此1m2E效二次汽量M皿2皿效蒸水量(二次汽)E效Mm3 E效冷凝水量此4皿3皿效冷凝水量蒸发器Mm4 一自进皿效二次汽量t,.Mm 差值MlO 合计100 Ml 合计100 M凹1V效进N效料量MN飞N效进皿效料量MN2 皿效二次汽量MIV; N效蒸水量(二次汽)N效MN3 皿效冷凝水量M凹3N效冷凝水量蒸发器MN4 二自进N效二次汽量t,.MIV 差值MI1 合计100 Ml; 合计100 MV1 W效进V效料量Mv, V效进N效料量MV2 进入V效原液量M,; V效蒸水量(二次汽)V效MY3 N效二次汽量Mv V效冷凝水
31、量蒸发器Mv 也N效冷凝水量t,.Mv 差值MY5 三自进V效二次汽量M12 合计100 Ml; 合计100 MV l 进入引效原液量儿1V1VI效进V效料量MV 2 V效二次汽MVl; VI效蒸水量(乏汽量)W效儿1V3V效冷凝水量Ml; VI效冷凝水量蒸发器此1V4四自进班效二次汽量t,.MV1 差值M13 合计100 M，; 合计100 6.6 物料平衡允许相对误差为土5%，即!.M/ L; M! X 100 %5%。9 YS/T 119. 10一20057 热平衡计算7. 1 板式降膜蒸发器系统热平衡计算表及报告格式见表7。表7板式降膜蒸发器系统热平衡计算表项目符号单位依据或算式数值l
32、原液带入热Q, k/h Q, = M , c y ty 新蒸汽带入热Q, k/h Q, =M, iq 热量式中:lq-一新蒸汽热熔.kJ/峙。收入返回母液带入热Q3 k/h Q3 = M3 Cjy, tjy 合计Q， k/h 2:Q，=Q，+Q，十Q3完成母液带走热1 kJ/h 1=M41.cc4t; 乏汽带走热Q, kJ/h =M， c p6 式中:c p6 蒸汽潜热.kJ/峙。热量出体系冷凝水带走热3 kJ /h ;=M， . cH, o t v 支出体系散热4 kJ/h =Qb 差值b.Q kJ/h b.Q= 2:Q一(Q/+Q, +Q3 +Q,) 合计2: Q/ kJ/h 2:Q/=Q
33、/十Q，十Q3十Q，十b.QL_ L一一-7.2 板式降膜蒸发器系统热平衡表及报告格式见表8。表8板式降膜蒸发器系统热平衡表收人支出数值数值符号项目符号项目kJ/h % kJ/h % Q, 原液带入热Q, 完成母液带走热Q, 新蒸汽带入热Q; 乏汽带走热Q3 返回母液带入热Q3 出体系冷凝水带走热Q, 体系散热b.Q 差值2; Q, 合计100 2; Q, 合计100 7.3 直预器部分、自蒸发部分、板式降膜蒸发器(1效一币1效)部分热平衡计算表及报告格式见表9。表9直预器部分、自蒸发部分、板式降膜蒸发器(1效-VI效)部分热平衡计算表设备项目符号单位依据或算式E直预器进I直预器料带入热Ql
34、, kJ/h Ql ,l =M, y Cjy tJy1 热量1自进I直预器二次汽带入热Qy2 kJ/h Qy，=此1 h(p , J 收入合计2; Q2 kJ/h 2; Q, =Qy，十Qy2I直预器I直预器进I效料带走热Q ,; kJ/h Ql ,I=M1y; C ,I t/I 热量散热Q y kJ/h Q:=Qy1 支出差值b.Q y kJ/h b.Q y = L;Q一(Qy;十Qy;) 合计2: Q, kJ/h 2;Q，=Qly;十Qly;+b.Qy10 YS!T 119. 10-2005 表9(续)设备项目符号单位依据或算式返回母液带入热Q ITy1 kJ/h QUy1 =MUy1 C
35、)y2 tf 热量2自进H直预器二次汽带入热QUy2 收入kJ/h QUy2=儿们y2 h(p,t) 合计2:; Q3 kJ/h 2:; Q3 =QUYl +QUy2 E直预器H直预器进I直预器料带走热QUY; kJ/h QUy;=Qlyl 热量散热QU:2 kJ /h QUy;=Qy2 支出差值,.QUY kJ/h ,.QUY= 2:;Q一(QUY;十QUy;)合计2:; Q3 kJ/h 2:; Q3 =Qu/+QUy;+ ,.QUy 热量三自进囚自料带入热Q1 kJ /h Q,.t = M1 C), t, 收入合计2:; Q, kJ /h 2:; Q, =Q, 四自出料带走热Q4z kJ/
36、h Q4z = M4Z CC4 t4 四自四自二次汽带走热Q,; kJ/h Q丛=M，;，h川蒸发器热量支出散热Q4Z kJ/h Q牛=Q皿差值,.Q kJ/h ,.Q = 2:; Q-(Q，;十Q，;+Q，;)合计2:; Q, kJ/h 2:; Q, = Q,; + Q丛+Q，;+,.Q 热量二自进三自料带入热Q3.1 kJ /h Q3.t =M3.t c13 t3 收入合计2:; Q5 kJ/h 2:; Q5 =Q3.1 三自进四自料带走热Q3 kJ/h Q3,;=Q,.1 三自三自二次汽带走热Q3; kJ/h Q3z=M3z h(p、t)蒸发器热量支出散热Q3， kJ/h Q3,;=Q
37、差值,.Q3 kJ/h ,.Q3 = 2:; Q-(Q3;十Q3，;+Q3;)合计2:; Q5 kJ/h 2:; Q5 = Q3;十Q3，;+Q3;十，.Q3热量一自进二自料带入热Q2 .1 kJ /h Q2 .1 =M2.1 C)2 (2 收入合计2:; Q6 kJ /h 2:; Q6 =Q2.1 二自进三自料带走热Q2; kJ/h Q2; = Q3.1 二自二自进H直预器二次汽带走热Q2; kJ/h Q2,;=M2,; h(川蒸发器热量二自进N效二次汽带走热Q2; kJ/h Q2l=M2z; 扎扎t)支出散热Q2z kJ/h Q2,;=Q 差值,.Q2 kJ/h ,.Q2 = 2:;Q一(
38、Q2;十Q2二十Q2;十Q斗)合计2:; Q: kJ/h 2:;Q6兰兰Q2:1+Q2:2十Q2:3+Q2:十，.Q2热量I效进一自料带入热Q1 kJ/h Qld =M1d cl1 t , 收入合计2:; Q, kJ/h 2:; Q , =Q1 一自进二自料带走热Q1.; kJ/h Q1.;= Q2d 一自一自进I直预器二次汽带走热Q1z kJ/h Qlz=Mlz; h(p、蒸发器热量一自进皿效二次汽带走热Qh kJ/h Q1.;=M1,;. h(p、支出散热Qlz: kJ/h Ql=Q 差值,.Q1 kJ/h ,.Q1. = 2:; Q- (Q,;+Q1.;+Q1.;+Q1.:) 合计2:;
39、 Q , kJ/h 2:; Q, = Q1; + Q，;十Q1;十Q1.:十，.Q1.11 YS/T 119. 10-2005 表9(续)设备项目符号单位依据或算式E效进I效料带入热Q l1 kJ/h Q l1 =Ml1 C)l t)l 热量新蒸汽带入热Q 2 kJ /h Q12=品12 CpO 收入I直预器进I效料带入热Q 3 kJ /h Q13 =Qr 合计2: Qs kJ/h 2:Q坦=Qrl十Q12十Q3I效I效进一自料带走热Qr; kJ/h Qr;=Qlyl 蒸发器I效二次汽带走热Qri kJ/h Qri=Mri h(扣。热量I效冷凝水带走热Qr kJ /h Qr=Mr CH20 t
40、Lr 支出散热Qr kJ/h Qr=Qr 差值t.Qr kJ/h t.Qr = 2:Q一(Qr;+Qri+Qr+Qr)合计2: Qs kJ/h 2: Qs =Qr;+Qri+Qr+Qr+t.Qr 皿效进H效料带入热Ql kJ/h Ql=岛11 cJ tJ 热量I效二次汽带入热Q2 kJ /h QU2=Qli 收入I效冷凝水带入热QU3 kJ/h QU3 =Qr 合计2: Q9 kJ/h 2: Q9 =QUl +QU2 +QU3 H效H效进I效料带走热QUl kJ/h QU;=Ql1 蒸发器E效二次汽带走热Qui kJ/h Qui=Mui h(p、t)热量E效冷凝水带走热Qu kJ/h Qu=M
41、 CH20 tLU 支出散热Q kJ/h Q=Qu 差值t.Qu kJ/h t.Qu = 2:Q一(Qll;+Qlli+Qu+Qll)合计2: Q: kJ/h 2: Q9 =Q;+Qui+Qu+Q+ t.Qu N效进皿效料带入热Qml kJ /h Qml =Mm1 cJm tJ皿H效二次汽带入热Qm2 kJ/h Qm2 =Qui 热量H效冷凝水带入热收入Qm3 kJ/h Qm3 =Qu; 一自进囚效二次汽带入热Qm4 kJ/h Qm4 =Qh 合计2: QIO kJ/h 2: QIO =Qml +Qm2十Qm3十Qm4皿效E效进E效料带走热Qml kJ/h Qm;=Qul 蒸发器皿效二次汽带走
42、热Qmi kJ/h Qmi=Mmi h(川热量皿效冷凝水带走热Qm; kJ/h Qm=Mm CH20 tLm 支出散热Qm: kJ/h Qm=Qm 差值t.Qm kJ /h t.Qm = 2:Q一(Qm;+Qmi+Qm;+Qm)合计2: Ql kJ/h 2:Ql=Qm;+Qmi+Qm+ Qm:+ t.Qm 12 四月119.10一2005襄9(续)设备项目符号单位依据或算式V效进N效料带入热QlV l kJ/h Q lV l =MlV l CJlV tJlV E效二次汽带入热Q 1V 2 kJ /h Q 1V 2 =Qm 热量皿效冷凝水带入热收入Q 1V 3 kJ /h Q1V3=Qm 二自进
43、N效二次汽带入热Q1V 4 kJ/h Q1V4=Q2， 合计2.: Q kJ/h 2.: Q =QlV l +QlV l +QlV l +QlV l N效N效进皿效料带走热QlV kJ/h Q lV ;=QWl 蒸发器N效二次汽带走热QlV kJ /h QlV=MlV h(p, t) 热量N效冷凝水带走热QlV; kJ/h QlV=MlV; CH20 tL lV 支出散热QlV kJ/h QlV=QlV 差值b.QlV kJ/h b.QlV = 2.:Q一(QlV;十QlV十QlV十QlV)合计2.: Ql; kJ /h 2.:Ql;=QlV;+QlV+QIV;十QIV十b.QlVVI效进V效
44、料带入热QYl kJ /h QYl =MVl CJV tJV 进入V效原液带入热QV2 kJ/h QV2 =Mv C, t, 热量N效二次汽带入热QY3 kJ/h QY3 =QlV 收入N效冷凝水带入热QY4 kJ/h QY4=QlV 三自进V效二次汽带入热QY5 kJ /h QV5 =Q3 V效合计2.: Q12 kJ /h 2.: Q12 =QYl +QV2 +QV3 +QV4十QY5蒸发器V效进N效料带走热Qy; kJ/h Q=QlVl V效二次汽带走热Qv kJ/h Qv=Mv h(p 热量V效冷凝水带走热Qv kJ/h Qv=Mv CH20 tLv 支出散热QY kJ/h Qy=Qy
45、 差值b.Qv kJ/h b.Qy = 2.:Q一(Qv;十Qy十Qv;+Qv)合计2.:Q， kJ/h 2.: Ql= Qv; + Qv +Qv;十Qv+b.Qv进入VI效原液带入热QVll kJ /h Q lIl = MlI, C, t , V效二次汽带入热Q 1I 2 kJ/h Q咀2=QV热量V效冷凝水带入热收入Q I1 3 kJ/h Q 1I 3 =Qy; 囚自进VI效二次汽带入热Q 1I 4 kJ/h Q1I4=Q4 合计2.: Q13 kJ/h 2.: Q13 =Q11十QVl2+Q1I3+Q1I4W效蒸发器飞t效进V效料带走热Q Vl; kJ/h QVl;=Qv飞H效乏汽带走热
46、QlI kJ/h QlI=MVI Cp6 热量VI效冷凝水带走热QVI; kJ /h QVI;=MlI; CH20 tLVI 支出散热QlI kJ/h QlI=QVI 差值b.QVI kJ /h b.QVI = 2.:Q一(QVI;+ QlI+ QlI;十QVI)合计2.: Ql; kJ/h 2.: QI;=QVl;十QVl十Q讪+QVI+t.Q咀7.4 直预器部分、自蒸发部分、蒸发器(1效-VI效)部分热平衡表及报告格式见表10。13 YS/T 119. 10-2005 表10直预器部分、自蒸发部分、板式降膜蒸发器(1效-VI效)部分热平衡表收入支出设备数值数值符号项目符号项目kJ/h % kJ/h % Q)y E直预器进I直预器料带入热QYI I直预器进I效料带走热Q2 散热I直预器Q1 ,2 1自进I直预器二次汽带入热tlQ) , 差值L: Q2 合计100 L: Q2 合计100 QUyl 返回母液带入热Q1 E直预器进I直预器料带走热QU ,2 2自进H直预器二次汽带入热Q;2 散热H直预器tlQu , 差值L:Q写合计100 L: Q3 合计100 Q4:1 四自出料带走热三自进四自料带入热Q4:2 四自二次汽带走热四自Qd Q:3 散热蒸发器tlQ
