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1、板式换热器选型计算的方法及公式(1) 求热负荷QQ=G.p.Cp.At(2) 求冷热流体进出口温度t2=t1+ Q /G .p .CP(3) 冷热流体流量G= Q / p . C P . (t2-t1(4) 求平均温度差AtmAtm=(T1-t2)-(T2-t1)/In(T1-t2)/(T2-t1)Atm=(T2)+(T2-t1)/2(5) 选择板型假设所有的板型选择完，那么进展结果分析。(6) 由K值围，计算板片数围N min ,N maxNmin = Q / Kmax . Atm . F P 卩Nmax = Q / Kmin . Atm . F P .卩(7) 取板片数 NNminNNma
2、x假设N已达N max，做5。(8) 取N的流程组合形式，假设组合形式取完那么做7。(9) 求 Re，NuRe=W . de/vNu =a Re%, Prao1 -2-3(10)求a, K传热面积Fa = Nu .尢 / dek=1 / n+c+叫F= Q /K . Atm .卩(11)由传热面积F求所需板片数NN(12) 假设 N允，做8； 假设ApVA允，记录结果，做8。注:1.1、2、3根据条件的情况进展计算。T-t=T-t= (T 1 -t2)+(T2-t1)/22.当 122 1时采用Atm丿丿3修正系数p般0.70.9。4.压降修正系数中，单流程中度=11.2，二流程、三流程中=1
3、.82.0,四流程中=2.62.85,a1 a2 a3 a4 a5 为常系数。选型计算各公式符号的意义及单位符号意义单位符号意义单位Q热负荷WCp比热KJ/kg CP流体密度Kg/ m3tm平均温差CG体积流量m3/sF传热面积m2K传统系数W/ m2 CW流速m/sT、T1 2热介质进出口温度Ct、t1 2热介质进出口温度Cm流程数n流道数a对流换热系数W/ m2Cf单通道截面积m2V运动粘度m2/s入介质导热系数W/ mCp阻力损失MpaEuEu = p /p. W2无量纲Re雷诺数Re = W . de/V无量纲de当量直径mNuNu = de.a / y无量纲Pr普朗特数入0板片导热系
4、数W/ mCt板厚mp修正系数h、c热、冷介质角标Y9热介质污垢热阻m2C/wY c冷介质污垢热阻m2C /W板式换热器的优化选型1平均温差厶!从公式Q = KAtmA,Atm=1/A/At1t2dA中可知，平均温差是传热的驱动力，对于各种流动形式，如能求出平均温差，即板面两侧流体间温 差对面积的平均值，就能 计算 出换热器的传热量。平均温差是一个较为直观的 概念，也是评价板式换热器性能的一项重要指标。1.1 对数平均温差的计算当换热器传热量为dQ,温度上升为dt时，那么C = dQ/dt，将C定义为热 容量，它表示单位时间通过单位面积交换的热量，即dQ = Kth tcdA = KAtdA,
5、 两种流体产生的温度变化分别为dth=dQ/Ch，dtc=dQ/Cc，dAt=dth tc=dQ1/Cc 1/Ch，那么 dA=1/k1/Cc 1/Ch dt/t， 当从 A = 0 积分至 A = AO 时，A0=1/k1/Cc 1/Chlntho tci/thi tco，由于两种流体间交换的热量相等，即Q = Chthi tho=Cctco tci，经简化后可知，Q = KA0 tho tci一thi tco/btho tci /thi tco ，假设t1=thi tco，At2 = tho tci，那么 Q = KA0t1 t2/lnAt1/At2 = KAOAtm，式中的厶tm=At1
6、 At2/lnAt1 /t2。丿顺流 tm=thi tci一tho tco /lnthi tci/tho tci逆流tm=thi tco一tho tci /ln thi tco/tho tci对于各种流动型式，在一样的进口、出口温度条件下，逆流的平均温差最大。当板式换热器入口和出口两流体的温差Atl和At2之间的差不大时，可采用 算术平均温差t1 + At2/2, 般/t2小于1.5时，可采用，假设At /t2为3时，那么误差约为10%。1.2 传热单元数法在传热单元数法中引入一个无量纲参数NTU，称为传热单元数，它表示板 式换热器的总热导即换热器传热热阻的倒数与流体热容量的比值NTU = K
7、A /MC，它表示相对于流体热容流量，该换热器传热能力的大小，即换热器的无 量纲“传热能力。对于板式换热器来说，KA/MC=At/Atm，式中 t/tm 称为温差比，上式中的右边的工艺过程用NTUp表示，左边的换热设备的条件用 NTUE表示。NTUp是流体温度的变化与平均温差的比值，表示的是用1 Ctm 的变化引起几度流体温度变化的值，当Atm大时，NTUp那么小；当Atm小时， 它有变大的倾向。相反，在NTUp变大的过程中，Atm的温度变化较大，NTUp较小时，其厶!的温度变化较小见表1表1 Atm NTUp的关系ZXtm犬，NTUpdjMTU 口犬NTUptni的逼證变化大NTUp朋:.t
8、il!的咼度娈化今板式换热器的优化设计计算，就是在温差比NTUE的条件下，合理地确定 其型号、流程和传热面积，使NTUp等于NTUE。1.3换热过程和NTU水一水换热c. 一次水 6560C二次水 4540Cd. 一次水 149C二次水 137C与供热空调相关的换热过程如下如示:）用蒸汽加热水a. 蒸汽 133133C水565C生活热水采暖b. 蒸汽 133133C水5565C采暖制冷e. 一 次水 2924C二次水 2621C制冷机的冷却以上5例工艺过程的NTUp见表2表2供热空调工艺过程的NTUp过程AtmNTUpa133-13rc-5-6594.86(65-5) / 94.66= 0.6
9、32b13133*055-6572.80(65-553 / 72.8S= 0.13-c65-604540.20.00C45- 40) 20= 0.2&逆-ug13n_rc1.44(13-751.44= 417e294t：26-2VCs.oa(26- 21 ) / 3=1.67J1.4板式换热器和NTUENTUE表示板式换热器的能力，换热器的面积是具有一定传热长度的单位传 热体的组合，总传热长度是单位长度和流程数的乘积。当NTUE是总数时，假 设每1流程数为NTUe时，那么NTUE = nNTUe其中n是流程数。当NTUe = NTUE = NTUp时，换热器为单程。假设NTUe NTUp时，那
10、么换热 器应为多流程，故设计时应先预定n。由于每种板片单程的NTUe值根本上是定 值，如适合表2中e的流量为25m3/h的单程板式换热器的NTUe为17 m2。从 NTUe = AK/MC可知，当NTUe为定值时，AK成反比，仍以e为例，当K = 500kcal/m2hC 时,A=1.67X25000/500 = 83.5 m2,流程数 n =83.5/175。当K=2500kcal/m2hC时，A=16.7 m2,流程数n =1。每一流程的NTUe如 下所示：K=500，NTUe = NTUE/n = 0.33，K=2500 时，NTUe = 1.67。由 此可 知，根据 NTUe 即可求出
11、换热器的流程数，传热系数和传热面积。从以上 分析 可 知，假设板式换热器设计不合理，可能使换热面积过大，也可能使板间流速太高， 阻力过大。1.5 板式换热器制造技术的进步，板片种类的增加，提高了板式换热器对各种工 艺过程的适应性。1大NTUs8，小 tms 12的板式换热器满足了区域供冷和热 泵机组蒸发器、冷凝器的要求。从以上分析可知，厶!是换热的驱动力，假设厶! 小，即意味着驱动力小，要实现两种流体之间的换热，必须增大传热系数，增大 传热面积，为了使传热面积不至过大，唯一的 方法 是增大传热系数 K。1浅密波纹板片是市京海换热设备制造XX公司开发的新型板片，它的传热系 数约为7000W/m2
12、K，是水平平直波纹板的2倍，是人字形波纹板的1.5倍， 在区域供冷中 应用 时，检测的Atm约为1.2。在作为冰蓄冷的乙二醇和冷冻水 的换热器使用中，Atm约为1.5。2板式蒸发器、板式冷凝器也是市京海换热设备制造XX公司开发的适应于热 泵机组的新型换热器。与管壳式蒸发器、冷凝器相比，它具有如下优点：单位体 积板式蒸发器、板式冷凝器的传热面积约是管壳式换热器的 3倍；板式蒸发器的 传热系数约为10001200 W/m2K,板式冷凝器的传热系数约为15002000 W /m2IK均为管壳式换热器的23倍；在板式蒸发器上采用了使制冷剂液体分布 均匀的分配器装置，当蒸发器板片数较多时，可能会出现制冷
13、剂液体分配不均的 问题 ，不能充分利用所有蒸发传热面积，使蒸发温度低于设计计算温度。采用 分配器后即能抑制上述问题。有关单位检测数据说明，板式蒸发器、板式冷凝器的传热系数在Atm约为2.53C时，在15002000 W/m2K之间，且阻力小， 满足了热泵机组的要求。2小NTUs0.32，大tms4090C的板式换热器满足了热 回收工艺和工艺加热、冷却的要求。当工艺过程在大Atm的条件下进展换热时， 说明驱动力大，所需的传热面积较小，对传热系数要求也不高，但，这种工艺过 程或者工作压力高，或者工作温度高，或者工艺加热、冷却过程的液体中含有纤 维或直径较大的颗粒，对板式换热器的承压、耐温能力提出了要求，对换热器的 板间距提出了要求。1.排烟气水板壳式换热器省能器，排烟气空气板壳式换热器空气预热器是市京海换热设备制造XX公司和兰石化共同开发出来的新型板 式换热器，全焊接板式换热器中介质的换热是通过板管束来实现的，组成板管束 的板片由专用模具压制成型，全焊接式板束装在压力壳。波纹板片具有静搅拌作 用，能在很低的雷诺数下形成湍流，且污垢系数低，传热系数是管壳式换热器的 23倍。为了适应换热量大，流体压降小的要求，板间距大，当量直径约为28 伽。为了满足工艺的要求板束工作压力反压PW4.5Mpa，板束工作压力正 压同壳体工作压力，不受
