板型选择
流程和流道的选择
等，但在换热和流体阻力计算时，仍以平均流速进行计算。由于“U”形单流程的接管都固定在压紧板上，拆装方便。
关于传热系数和压降的计算，由各个厂家产品的性能曲线计算得到。性能曲线（准则关联式）一般来自于产品的性能测试。对于缺少性能测试的板型，也可通过参考尺寸法，根据板型的特性几何尺寸获得板型的准则关联式，国际上的一些通用软件均采用这种方法。
实际的生产生活中很多的方法都是大家总结和积累得到的，只要学会灵活的运用，就不会有很大的问题出现！
板式换热器的计算方法 板式换热器的计算是一个比较复杂的过程，目前比较流行的方法是对数平均温差法和NTU法。在计算机没有普及的时候，各个厂家大多采用计算参数近似估算和流速-总传热系数曲线估算方法。目前，越来越多的厂家采用计算机计算，这样，板式换热器的工艺计算变得快捷、方便、准确。以下简要说明无相变时板式换热器的一般计算方法，该方法是以传热和压降准则关联式为基础的设计计算方法。 以下五个参数在板式换热器的选型计算中是必须的： ?总传热量(单位:kW). ?一次侧、二次侧的进出口温度 ?一次侧、二次侧的允许压力降 ?最高工作温度 ?最大工作压力 如果已知传热介质的流量，比热容以及进出口的温度差，总传热量即可计算得出。 温度 T1 = 热侧进口温度 T2 = 热侧出口温度 t1 = 冷侧进口温度 t2= 冷侧出口温度 热负荷 热流量衡算式反映两流体在换热过程中温度变化的相互关系，在换热器保温良好，无热损失的情况下，对于稳态传热过程，其热流量衡算关系为： （热流体放出的热流量）=（冷流体吸收的热流量）
在进行热衡算时，对有、无相变化的传热过程其表达式又有所区别。
（1）无相变化传热过程 式中 Q----冷流体吸收或热流体放出的热流量，W； m h,m c-----热、冷流体的质量流量，kg/s； C ph,C pc------热、冷流体的比定压热容，kJ/(kg·K)； T1,t1 ------热、冷流体的进口温度，K； T2,t2------热、冷流体的出口温度，K。 （2）有相变化传热过程 两物流在换热过程中，其中一侧物流发生相变化，如蒸汽冷凝或液体沸腾，其热流量衡算式为： 一侧有相变化 两侧物流均发生相变化，如一侧冷凝另一侧沸腾的传热过程 式中 r,r1,r2--------物流相变热，J/kg； D,D1,D2--------相变物流量，kg/s。 对于过冷或过热物流发生相变时的热流量衡算，则应按以上方法分段进行加和计算。
换热器热力学平均温差计算方法 1·引言 换热器是工业领域中应用十分广泛的热量交换设备，在换热器的热工计算中，常常利用传热方程和传热系数方程联立求解传热量、传热面积、分离换热系数和污垢热阻等参数[1，2]。温差计算经常采用对数平均温差法(LMTD)和效能-传热单元数法(ε-NTU)，二者原理相同。不过，使用LMTD方法需要满足一定的前提条件；如果不满足这些条件，可能会导致计算误差。刘凤珍对低温工况下结霜翅片管换热器热质传递进行分析，从能量角度出发，由换热器的对数平均温差引出对数平均焓差，改进了传统的基于对数平均温差的结霜翅片管换热器传热、传质模型[3]。Shao和Granryd通过实验和理论分析认为，由于R32/R134a混合物温度和焓值为非线性关系，采用LMTD法会造成计算误差；当混合物的组分不同时，所计算的换热系数可能偏大，也可能偏小[4]，他们认为，采用壁温法可使计算结果更精确。王丰利用回热度对燃气轮机内流体的对数平均温差和换热面积进行计算[5]。Ziegler定义了温度梯度、驱动平均温差、热力学平均温差，认为判定换热效率用热力学平均温差，用对数平均温差判定传热成本的投入，而算术平均温差最易计算；当温度梯度足够大时，对数平均温差、算术平均温差和热力学平均温差几乎相等[6]。孙中宁、孙桂初等也对传热温差的计算方法进行了分析，通过对各种计算方法之间的误差进行比较，指出了LMTD法的局限性和应用时需要注意的问题[7，8]。Ram在对LMTD法进行分析的基础上，提出了一种LMTDnew的对数平均温差近似算法，减小了计算误差[9]。本文在已有工作的基础上，分别采用LMTD和测壁温两种方法，计算了逆流换热器的传热系数，对两种方法进行比较，并在实验的基础上，进一步分析了二者的不同之处。 2·平均温差的计算方法 在换热设备的热工计算中，经常用到对数平均温差和算术平均温差。 对数平均温差在一定条件下可由积分平均温差表示[10]，即：
目录 1、目录 1 2、选型公式 2 3、选型实例一（水－水） 3 4、选型实例二（汽－水） 4 5、选型实例三（油－水） 5 6、选型实例四（麦芽汁－水） 6 7、附表一（空调采暖，水－水）7 8、附表二（空调采暖，汽－水）8 9、附表三（卫生热水，水－水）9 10、附表四（卫生热水，汽－水）10 11、附表五（散热片采暖，水－水）11 12、附表六（散热片采暖，汽－水）12
板式换热器选型计算 1、选型公式 a 、热负荷计算公式：Q=cm Δt 其中：Q=热负荷（kcal/h ）、c —介质比热（Kcal/ Kg.℃）、m —介质质量流量（Kg/h ）、Δt —介质进出口温差（℃）（注：m 、Δt 、c 为同侧参数） ※水的比热为1.0 Kcal/ Kg.℃ b 、换热面积计算公式：A=Q/K.Δt m 其中：A —换热面积（m 2）、K —传热系数（Kcal/ m 2.℃） Δt m —对数平均温差 注：Ｋ值按经验取值（流速越大，Ｋ值越大。水侧板间流速一般在0.2～0.8m/s 时可按上表取值，汽侧 板间流速一般在15m/s 以时可按上表取值） Δt max - Δt min T1 Δt max Δt min Δt max 为（T1-T2’）和（T1’-T2）之较大值 Δt min 为（T1-T2’）和（T1’-T2）之较小值 T T1’ c 、板间流速计算公式： T2 其中V —板间流速（m/s ）、q----体积流量（注意单位转换，m 3/h – m 3/s ）、 A S —单通道截面积（具体见下表）、n —流道数 2、板式换热器整机技术参数表： 计压力1.0Mpa 、垫片材质EPDM 、总换热面积为9 m 2 板式换热器。 注：以上选型计算方法适用于本公司生产的板式换热器。 选型实例一（卫生热水用：水-水） Ln Δt m =
板式换热器选型与计算方法 板式换热器的选型与计算方法 板式换热器的计算方法 板式换热器的计算是一个比较复杂的过程，目前比较流行的方法是对数平均温差法和NTU法。在计算机没有普及的时候，各个厂家大多采用计算参数近似估算和流速-总传热系数曲线估算方法。目前，越来越多的厂家采用计算机计算，这样，板式换热器的工艺计算变得快捷、方便、准确。以下简要说明无相变时板式换热器的一般计算方法，该方法是以传热和压降准则关联式为基础的设计计算方法。 以下五个参数在板式换热器的选型计算中是必须的： 总传热量(单位:kW). 一次侧、二次侧的进出口温度 一次侧、二次侧的允许压力降 最高工作温度 最大工作压力 如果已知传热介质的流量，比热容以及进出口的温度差，总传热量即可计算得出。 温度 T1 = 热侧进口温度 T2 = 热侧出口温度 t1 = 冷侧进口温度 t2= 冷侧出口温度 热负荷 热流量衡算式反映两流体在换热过程中温度变化的相互关系，在换热器保温良好，无热损失的情况下，对于稳态传热过程，其热流量衡算关系为： （热流体放出的热流量）=（冷流体吸收的热流量）
在进行热衡算时，对有、无相变化的传热过程其表达式又有所区别。 （1）无相变化传热过程 式中 Q----冷流体吸收或热流体放出的热流量，W； mh,mc-----热、冷流体的质量流量，kg/s； Cph,Cpc------热、冷流体的比定压热容，kJ/(kg·K)； T1,t1 ------热、冷流体的进口温度，K； T2,t2------热、冷流体的出口温度，K。 （2）有相变化传热过程 两物流在换热过程中，其中一侧物流发生相变化，如蒸汽冷凝或液体沸腾，其热流量衡算式为： 一侧有相变化 两侧物流均发生相变化，如一侧冷凝另一侧沸腾的传热过程 式中 r,r1,r2--------物流相变热，J/kg； D,D1,D2--------相变物流量，kg/s。 对于过冷或过热物流发生相变时的热流量衡算，则应按以上方法分段进行加和计算。 对数平均温差(LMTD) 对数平均温差是换热器传热的动力，对数平均温差的大小直接关系到换热器传热难易程度.在某些特殊情况下无法计算对数平均温差,此时用算术平均温差代替对数平均温差，介质在逆流情况和在并流情况下的对数平均温差的计算方式是不同的。在一些特殊情况下，用算术平均温差代替对数平均温差。 逆流时： 并流时：
列管式换热器的设计和选用的计算步骤 设有流量为m h的热流体，需从温度T1冷却至T2，可用的冷却介质入口温度t1，出口温度选定为t2。由此已知条件可算出换热器的热流量Q和逆流操作的平均推动力。根据 传热速率基本方程： 当Q和已知时，要求取传热面积A必须知K和则是由传热面积A的大小和换热器结构决定的。可见，在冷、热流体的流量及进、出口温度皆已知的条件下，选用或设计换 热器必须通过试差计算，按以下步骤进行。 ◎初选换热器的规格尺寸 ◆ 初步选定换热器的流动方式，保证温差修正系数大于0.8，否则应改变流动方式， 重新计算。 ◆ 计算热流量Q及平均传热温差△t m，根据经验估计总传热系数K估，初估传热面积A 估。 ◆ 选取管程适宜流速，估算管程数，并根据A估的数值，确定换热管直径、长度及排 列。◎计算管、壳程阻力 在选择管程流体与壳程流体以及初步确定了换热器主要尺寸的基础上，就可以计算管、壳程流速和阻力，看是否合理。或者先选定流速以确定管程数N P和折流板间距B再计算压力降是否合理。这时N P与B是可以调整的参数，如仍不能满足要求，可另选壳径再进行计 算，直到合理为止。 ◎核算总传热系数 分别计算管、壳程表面传热系数，确定污垢热阻，求出总传系数K计，并与估算时所取用的传热系数K估进行比较。如果相差较多，应重新估算。 ◎计算传热面积并求裕度 根据计算的K计值、热流量Q及平均温度差△t m，由总传热速率方程计算传热面积A0，一般应使所选用或设计的实际传热面积A P大于A020%左右为宜。即裕度为20%左右，裕度的 计算式为： 某有机合成厂的乙醇车间在节能改造中，为回收系统内第一萃取塔釜液的热量，用其釜液将原料液从95℃预热至128℃，原料液及釜液均为乙醇，水溶液，其操作条件列表如下： 表4-18 设计条件数据 物料流量 kg/h 组成（含乙醇量） mol% 温度℃操作压力 MPa 进口出口 釜液 3.31450.9
第一章概论 综述 板式换热器发展简史 目前板式换热器已成为高效、紧凑的热交换设备，大量地应用于工业中。它的发展已有一百多年的历史。 德国在1878年发明了板式换热器，并获得专利，到1886年，由法国首次设计出沟道板板式换热器，并在葡萄酒生产中用于灭菌。APV公司的在1923年成功地设计了可以成批生产的板式换热器，开始时是运用很多铸造青铜板片组合在一起，很像板框式压滤机。1930年以后，才有不锈钢或铜薄板压制的波纹板片板式换热器，板片四周用垫片密封，从此板式换热器的板片，由沟道板的形式跨入了现代用薄板压制的波纹板形式，为板式换热器的发展奠定了基础。 与此同时，流体力学与传热学的发展对板式换热器的发展做出了重要的贡献，也是板式换热器设计开发最重要的技术理论依据。如：19世纪末到20世纪初，雷诺（Reynolds）用实验证实了层流和紊流的客观存在，提出了雷诺数——为流动阻力和损失奠定了基础。此外，在流体、传热方面有杰出贡献的学者还有瑞利（Reyleigh）、普朗特（Prandtl）、库塔（Kutta）、儒可夫斯基（жуковскиǔ）、钱学森、周培源、吴仲华等。 通过广泛的应用与实践，人们加深了对板式换热器优越性的认识，随着应用领域的扩大和制造技术的进步，使板式换热器的发展加快，目前已成为很重要的换热设备。 近几十年来，板式换热器的技术发展，可以归纳为以下几个方面。 1：研究高效的波纹板片。初期的板片是铣制的沟道板，至三四十年代，才用薄金属板压制成波纹板，相继出现水平平直波纹、阶梯形波纹、人字形波纹等形式繁多的波纹片。同一种形式的波纹，又对其波纹的断面尺寸——波纹的高度、节距、圆角等进行大量的研究，同时也发展了一些特殊用途的板片。 2：研究适用于腐蚀介质的板片、垫片材料及涂（镀）层。 3：研究提高使用压力和使用温度。 4：发展大型板式换热器。 5：研究板式换热器的传热和流体阻力。
姓名：杜鑫鑫学号：0903032038 合肥学院 材 料 工 程 基 础 姓名： 班级：09无机非二班 学号：\ 课题名称：换热器及其基本计算 指导教师：胡坤宏
换热器及其基本计算 一、换热器基础知识 （1）换热器的定义： 换热器是指在两种温度不同的流体中进行换热的设备。 （2）换热器的分类： 由于应用场合不同，工程上应用的换热器种类很多，这些换热器照工作原理、结构和流体流程分类。 二、几个不同的换热器 （1）管壳式换热器 管壳式换热器又称列管式换热器，是一种通用的标准换热设备。它具有结构简单、坚固耐用、造价低廉、用材广泛、清洗方便、适应性强等优点，应用最为广泛，在换热设备中占据主导地位。 管壳式换热器是把换热管束与管板连接后，再用筒体与管箱包起来，形成两个独立的空间。管内的通道及与其相贯通的管箱称为管程；管外的通道及与其相贯通的部分称为壳程。一种流体在管内流动，而另一种流体在壳与管束之间从管外表面流过，为了保证壳程流体能够横向流过管束，以形成较高的传热速率，在外壳上装有许多挡板。 而壳管式换热器又可根据不同分为U形管式换热器、固定管板换热器、浮头式换热器、填料函式换热器几类。 (2) 套管式换热器 套管式换热器是用两种尺寸不同的标准管连接而成同心圆套管，外面的叫壳程，内部的叫管程。两种不同介质可在壳程和管程内逆向流动(或同向)以达到换热的效果。 套管式换热器以同心套管中的内管作为传热元件的换热器。两种不同直径的管子套在一起组成同心套管，每一段套管称为“一程”，程的内管（传热管）借U形肘管，而外管用短管依次连接成排，固定于支架上。热量通过内管管壁由一种流体传递给另一种流体。通常，热流体由上部引入,而冷流体则由下部引入。套管中外管的两端与内管用焊接或法兰连接。内管与U形肘管多用法兰连接,便于传热管的清洗和增减。每程传热管的有效长度取4～7米。这种换热器传热面积最高达18平方米，故适用于小容量换热。当内外管壁温差较大时,可在外管设置U形膨胀节或内外管间采用填料函滑动密封，以减小温差应力。管子可用钢、铸铁、陶瓷和玻璃等制成，若选材得当，它可用于腐蚀性介质的换热。这种换热器具有若干突出的优点，所以至今仍被广泛用于石油化工等工业部门。
选用板式换热器就是要选择板片的面积的简单方法： Q=K×F×Δt， Q——热负荷 K——传热系数 F——换热面积 Δt——传热温差（一般用对数温差） 传热系数取决于换热器自身的结构，每个不同流道的板片，都有自身的经验公式，如果不严格的话，可以取2000~3000。最后算出的板换的面积要乘以一定的系数如1.2。 艾瑞德板式换热器（江阴）有限公司作为专业的可拆式板式换热器生产商和制造商，专注于可拆式板式换热器的研发与生产。ARD艾瑞德专业生产可拆式板式换热器（PHE）、换热器密封垫（PHEGASKET）、换热器板片(PHEPLATE)并提供板式换热器维护服务（PHEMAINTENANCE）的专业换热器厂家。
ARD艾瑞德拥有卓越的设计和生产技术以及全面的换热器专业知识，一直以来ARD致力于为全球50多个国家和地区的石油、化工、工业、食品饮料、电力、冶金、造船业、暖通空调等行业的客户提供高品质的板式换热器，良好地运行于各行业，ARD已发展成为可拆式板式换热器领域卓越的厂家。 ARD艾瑞德同时也是板式换热器配件（换热器板片和换热器密封垫）领域专业的供应商和维护商。能够提供世界知名品牌（包括：阿法拉伐/AlfaLaval、斯必克/SPX、安培威/APV、基伊埃/GEA、传特/TRANTER、舒瑞普/SWEP、桑德斯/SONDEX、艾普尔.斯密特/API.Schmidt、风凯/FUNKE、萨莫威孚/Thermowave、维卡勃Vicarb、东和恩泰/DONGHWA、艾克森ACCESSEN、MULLER、FISCHER、REHEAT等）的所有型号将近2000种的板式换热器板片和垫片，ARD艾瑞德实现了与各品牌板式换热器配件的完全替代。全球几十个国家的板式换热器客户正在使用ARD 提供的换热器配件或接受ARD的维护服务（包括定期清洗、维修及更换配件等维护服务）。 无论您身在何处，无论您有什么特殊要求，ARD都能为您提供板式换热器领域的系统解决方案。
板式换热器选型计算 板式换热器是一种高效紧凑型热交换设备，它具有传热效率高、阻力损失小、结构紧凑、拆装方便、操作灵活等优点，目前广泛应用于冶金、机械、电力、石油、化工、制药、纺织、造纸、食品、城镇小区集中供热等各个行业和领域，因此掌握板式换热器的选型计算对每个工程设计人员都是非常重要的。目前板式换热器的选型计算一般分为手工简易算法、手工标准算法及计算机算法三种，以下就三种算法的特点进行简要的说明。 一、手工简易算法 计算公式： F=Wq/(K*△T) 式中 F —换热面积 m2 Wq—换热量 W K —传热系数 W/m2·℃ △T—平均对数温差℃ 根据选定换热系统的有关参数，计算换热量、平均对数温差，设定传热系数，求出换热面积。选定厂家及换热器型号，计算板间流速，通过厂家样本提供的传热特性曲线及流阻特性曲线，查出实际传热系数及压降。若实际传热系数小于设定传热系数，则应降低设定传热系数，重新计算。若实际传热系数大于设定传热系数，而实际压降大于设定压降，则应进一步降低设定传热系数，增大换热面积，重新计算。经过反复校核，直到计算结果满足换热系统的要求，最终确定换热器型号及换热面积大小。这种算法的优点是计算简单，步骤少，时间短；缺点是结果不准确，应用范围窄。造成结果不准确的原因主要是样本所提供的传热特性曲线及流阻特性曲线是一定工况条件下的曲线，而设计工况可能与之不符。此外样本所提供的传热特性曲线及流阻特性曲线仅为水―水换热系统，在使用中有很大的局限性。 以下给出佛山显像管厂总装厂房低温冷却水及40℃热水两套换热系统实例加以说明采用手工简易算法得出的计算结果与实测结果的差别：
1、压降控制 流体在流动中只有克服阻力才能前进,流速越大,阻力也越大。不同的板型或者统一板型不同板片结构参数,其阻力也不相同,阻力的大小直接关系到输送流体的泵或者风机的动力消耗和设备的投资费用。 如果将热侧允许压降设为0.05 MPa,则可以减少近10%的面积。因此,压降是影响换热换热器传热面积的影响因素之一。较大的集中供热项目一次网的压力损失基本确定在0.1 MPa左右是比较经济合理的。在此条件下得到的换热面积既可以满足运行工况的要求,也是最节约投资的。 由计算结果可以看出,允许压降适当计算面积可以减少近30%。 2、污垢热阻 污垢对传热、传质及流体流动带来负面影响,即随着污垢在传热表面上的积聚,流道表面的粗糙度增加,引起摩擦因数增大,并且流体的流通截面积减少,在相同的体积流量的情况下,流体流速增加,压力降增大。有人认为选取较大的污垢热阻比较可靠,其实这往往会带来更严重后果。这是因为在传热量一定的条件下,势必要加大传热面积或总平均温差,从而增加换热器成本。而传热面过大会导致热流体出口温度过低、冷流体出口温度过高,这不仅影响工艺要求,而且有时在运行中为避免此结果常将介质流速降低、致使壁面温度上升,这样反而促使污垢 更迅速地增长。 虽然换热面积没有减少,但是由于工况的污垢热阻较小,使得计算富裕量有很大增加。同样,不同的污垢热阻对换热面积影响也很大。设计换热器时,必须
采用正确的界膜导热系数,同时还必须采用正确的污垢系数,即使正确地确定了界膜导热系数。如果污垢系数的确定不准确,对换热器的设计误差也很大。由于板式换热器具有容易清洗的优点,所以定期对换热器进行清洗必不可少。 3、面积富裕量 换热器换热面积富裕量定义为设计值比计算值高出的百分比。其主要考虑工艺条件的变化稳态和持续积垢引起的热阻变化,还有一些未知因素,如积垢预测误差、工艺计算误差等。将裕量分为工艺裕量、设备老化裕量和控制裕量3个参数,还有一些不可知的因素需要再另加一些裕量。文献[1]在换热器计算中没有提到富裕量应该取值的问题,只是通过例题说明只要满足计算换热面积大于所需换热面积就可以。 板式换热器设计中,常取10%的面积富裕量。由序号6和序号7可以看出,面积富裕量对换热器计算的影响因素也很大。 4、温差推动力 温度推动力也叫平均对数温差。在传热过程中,冷、热流体的温度差沿加热面是连续变化的。但是由于此温度差与冷、热流体的温度成线性关系,因此可以用换热器两端温差的某种组合(即对数平均温差)来表示。对数平均推动力恒小于算术平均推动力,特别是当换热器两端推动力相差悬殊时,对数平均值要比算术平均值小得多。当换热器一端两流体温差接近于0时,对数平均推动力将急剧减小。
板式换热器计算公式 板式换热器是由一系列具有一定波纹形状的金属片叠装而成的一种新式高效换热器。对于各个厂家和运用商来说，板式换热器选型计算方法及公式都是比照首要的，由于选好换热器对于出产和车间的作业是很关键的。 板片型式或波纹式应根据换热场合的实际需要而定。对流量大答应压降小的情况，应选用阻力小的板型，反之选用阻力大的板型。根据流体压力和温度的情况，判定选择可拆卸式，仍是钎焊式。判定板型时不宜选择单板面积太小的板片，避免板片数量过多，板间流速偏小，传热系数过低，对较大的换热器更应留心这个疑问。 流程和流道的选择 流程指板式换热器内一种介质同一活动方向的一组并联流道，而流道指板式换热器内，相邻两板片构成的介质活动通道。一般情况下，将若干个流道按并联或串联的方法连接起来，以构成冷、热介质通道的不一样组合。 流程组合方式应根据换热和流体阻力计算，在满足技能条件恳求下判定。尽量使冷、热水流道内的对流换热系数相等或靠近，然后得到最佳的传热作用。由于在传热表面两边对流换热系数相等或靠近时传热系数获得较大值。虽然板式换热器各板间流速不等，但在换热和流体
阻力计算时，仍以均匀流速进行计算。由于“U”形单流程的接纳都固定在压紧板上，拆装便当。 计算方法及公式 (1) 求热负荷QQ=G．ρ．ＣP．Δt (2) 求冷热流体进出口温度t2=t1+ Q /G ．ρ ．ＣP (3) 冷热流体流量Ｇ= Q / ρ ．ＣP ．(t2-t1 (4) 求均匀温度差ΔtmΔtm=(T1-t2)-(T2-t1)/In(T1-t2)/(T2-t1)或 Δtm=(T１-t2)+(T2-t1)/2 (5) 选择板型若一切的板型选择完，则进行效果剖析。 (6) 由Ｋ值规划，计算板片数规划Ｎmin，ＮmaxＮmin = Q / Kmax ．Δtm ．F P ．βＮmax = Q / Kmin ．Δtm ．F P ．β
这只是个模板，你还要自己修改数据，其中有些公式显示不出来。不明白的问我。 一．设计任务和设计条件 某生产过程的流程如图所示，反应器的混合气体经与进料物流患热后，用循环冷却水将其从110℃进一步冷却至60℃之后，进入吸收塔吸收其中的可溶组分。已知混和气体的流量为227301㎏/h，压力为6.9MPa ,循环冷却水的压力为0.4MPa ，循环水的入口温度为29℃，出口温度为39℃，试设计一台列管式换热器，完成该生产任务。 物性特征： 混和气体在35℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）： 密度 定压比热容=3.297kj/kg℃ 热导率=0.0279w/m 粘度 循环水在34℃下的物性数据： 密度=994.3㎏/m3 定压比热容=4.174kj/kg℃ 热导率=0.624w/m℃ 粘度 二．确定设计方案 1．选择换热器的类型 两流体温的变化情况：热流体进口温度110℃出口温度60℃；冷流体进口温度29℃，出口温度为39℃，该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用浮头式换热器。2．管程安排 从两物流的操作压力看，应使混合气体走管程，循环冷却水走壳程。但由于循环冷却水较易结垢，若其流速太低，将会加快污垢增长速度，使换热器的热流量下贱，所以从总体考虑，应使循环水走管程，混和气体走壳程。
三．确定物性数据 定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均值。故壳程混和气体的定性温度为 T= =85℃ 管程流体的定性温度为 t= ℃ 根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。对混合气体来说，最可靠的无形数据是实测值。若不具备此条件，则应分别查取混合无辜组分的有关物性数据，然后按照相应的加和方法求出混和气体的物性数据。 混和气体在35℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）： 密度 定压比热容=3.297kj/kg℃ 热导率=0.0279w/m 粘度=1.5×10-5Pas 循环水在34℃下的物性数据： 密度=994.3㎏/m3 定压比热容=4.174kj/kg℃ 热导率=0.624w/m℃ 粘度=0.742×10-3Pas
第一章概论 1.1综述 目前板式换热器已成为高效、紧凑的热交换设备，大量地应用于工业中。它的发展已有一百多年的历史。 德国在1878年发明了板式换热器，并获得专利，到1886年，由法国M.Malvazin首次设计出沟道板板式换热器，并在葡萄酒生产中用于灭菌。APV 公司的R.Seligman在1923年成功地设计了可以成批生产的板式换热器，开始时是运用很多铸造青铜板片组合在一起，很像板框式压滤机。1930年以后，才有不锈钢或铜薄板压制的波纹板片板式换热器，板片四周用垫片密封，从此板式换热器的板片，由沟道板的形式跨入了现代用薄板压制的波纹板形式，为板式换热器的发展奠定了基础。 与此同时，流体力学与传热学的发展对板式换热器的发展做出了重要的贡献，也是板式换热器设计开发最重要的技术理论依据。如：19世纪末到20世纪初，雷诺（Reynolds）用实验证实了层流和紊流的客观存在，提出了雷诺数——为流动阻力和损失奠定了基础。此外，在流体、传热方面有杰出贡献的学者还有瑞利（Reyleigh）、普朗特（Prandtl）、库塔（Kutta）、儒可夫斯基（жуковскиǔ）、钱学森、周培源、吴仲华等。 通过广泛的应用与实践，人们加深了对板式换热器优越性的认识，随着应用领域的扩大和制造技术的进步，使板式换热器的发展加快，目前已成为很重要的换热设备。 近几十年来，板式换热器的技术发展，可以归纳为以下几个方面。 1：研究高效的波纹板片。初期的板片是铣制的沟道板，至三四十年代，才用薄金属板压制成波纹板，相继出现水平平直波纹、阶梯形波纹、人字形波纹等形式繁多的波纹片。同一种形式的波纹，又对其波纹的断面尺寸——波纹的高度、节距、圆角等进行大量的研究，同时也发展了一些特殊用途的板片。 2：研究适用于腐蚀介质的板片、垫片材料及涂（镀）层。 3：研究提高使用压力和使用温度。 4：发展大型板式换热器。 5：研究板式换热器的传热和流体阻力。
换热器热量及面积计算 一、热量计算 1、 一般式 Q=Wh（Hh,1- Hh,2）= Wc（Hc,2- Hc,1） 式中： Q为换热器的热负荷，kj/h或kw； W为流体的质量流量，kg/h； H为单位质量流体的焓，kj/kg； 下标c和h分别表示冷流体和热流体，下标1和2分别表示换热器的进口和出口。 2、无相变化 Q=Whcp,h(T1-T2)=Wccp,c(t2-t1) 式中 cp为流体平均定压比热容，kj/(kg.℃)； T为热流体的温度，℃； T为冷流体的温度，℃ 二、面积计算 1、总传热系数K 管壳式换热器中的K值如下表 冷流体热流体总传热系数K，w/(m2.℃） 水水850-1700 水气体17-280 水有机溶剂280-850
水轻油340-910水重油60-280 有机溶剂有机溶剂115-340水水蒸气冷凝1420-4250气体水蒸气冷凝30-300 水低沸点烃类冷凝455-1140水沸腾水蒸气冷凝2000-4250轻油沸腾水蒸气冷凝455-1020 注： 1w=1J/s=3.6kj/h=0.86kcal/h 1kcal=4.18kj 2、 温差 （1）逆流 热流体温度T：T1→T2 冷流体温度t：t2←t1 温差△t：△t1→△t2 △tm=（△t2-△t1）/㏑（△t2/△t1） （2）并流 热流体温度T：T1→T2 冷流体温度t：t1→t2 温差△t：△t2→△t1 △tm=（△t2-△t1）/㏑（△t2/△t1） 3、面积计算 S=Q/(K.△tm) 三、管壳式换热器面积计算
S=3.14ndL 其中，S为传热面积m2、n为管束的管数、d为管径，m；L为管长，m。 四、注意事项 冷凝段：潜热（根据汽化热计算） 冷却段：显热（根据比热容计算 【本文档内容可以自由复制内容或自由编辑修改内容期待 你的好评和关注，我们将会做得更好】
板式换热器选型计算的方法及公式 (1)求热负荷Q Q=G ．ρ．ＣP ．Δt (2)求冷热流体进出口温度 t 2=t 1+Q/G ．ρ．ＣP (3)冷热流体流量 Ｇ=Q/ρ．ＣP ．(t2-t1 (4)求平均温度差Δtm Δtm=(T1-t2)-(T2-t1)/In(T1-t2)/(T2-t1)或Δtm=(T １-t2)+(T2-t1)/2 (5)选择板型 若所有的板型选择完，则进行结果分析。 (6)由Ｋ值范围，计算板片数范围Ｎmin ，Ｎmax Ｎmin=Q/Kmax ．Δtm．FP ．β Ｎmax=Q/Kmin ．Δtm．FP ．β (7)取板片数N （Ｎmin ≤Ｎ≤Ｎmax ） 若N 已达Ｎmax ，做（5）。 (8)取N 的流程组合形式，若组合形式取完则做（7）。 (9)求Re ，Nu Re=W ．de/ν Nu=a 1．Re a 2．Pr a 3 (10)求a ，K 传热面积Ｆ a=Nu ．λ/de K=1/1/a h+1/a c+γc+γc+δ/λ0 F=Q/K ．Δtm．β
艾瑞德板式换热器（江阴）有限公司作为专业的可拆式板式换热器生产商和制造商，专注于可拆式板式换热器的研发与生产。ARD 艾瑞德专业生产可拆式板式换热器（PHE ）、换热器密封垫（PHEGASKET ）、换热器板片(PHEPLATE)并提供板式换热器维护服务（PHEMAINTENANCE ）的专业换热器厂家。 ARD 艾瑞德拥有卓越的设计和生产技术以及全面的换热器专业知识，一直以来ARD 致力于为全球50多个国家和地区的石油、化工、工业、食品饮料、电力、冶金、造船业、暖通空调等行业的客户提供高品质的板式换热器，良好地运行于各行业，ARD 已发展成为可拆式板式换热器领域卓越的厂家。 ARD 艾瑞德同时也是板式换热器配件（换热器板片和换热器密封垫）领域专业的供应商和维护商。能够提供世界知名品牌（包括：阿法拉伐/AlfaLaval 、斯必克/SPX 、安培威/APV 、基伊埃/GEA 、传特/TRANTER 、舒瑞普/SWEP 、桑德斯/SONDEX 、艾普尔.斯密特/API.Schmidt 、风凯/FUNKE 、萨莫威孚/Thermowave 、维卡勃Vicarb 、东和恩泰/DONGHWA 、艾克森ACCESSEN 、MULLER 、FISCHER 、REHEAT 等）的所有型号将近2000种的板式换热器板片和垫片，ARD 艾瑞德实现了与各品牌板式换热器配件的完全替代。全球几十个国家的板式换热器客户正在使用ARD 提供的换热器配件或接受ARD 的维护服务（包括定期清洗、维修及更换配件等维护服务）。 无论您身在何处，无论您有什么特殊要求，ARD 都能为您提供板式换热器领域的系统解决方案。 (11)由传热面积Ｆ求所需板片数ＮＮ ＮＮ=F/Fp+2 (12)若N ＜NN ，做（８）。 (13)求压降Δp Eu=a 4．Re a 5 Δp=Eu ．ρ．W 2 ．ф (14)若Δp ＞Δ允 ，做（８）； 若Δp ≤Δ允 ，记录结果，做（８）。
板式换热器选型计算(DOC)
板式换热器选型计算 板式换热器是一种高效紧凑型热交换设备，它具有传热效率高、阻力损失小、结构紧凑、拆装方便、操作灵活等优点，目前广泛应用于冶金、机械、电力、石油、化工、制药、纺织、造纸、食品、城镇小区集中供热等各个行业和领域，因此掌握板式换热器的选型计算对每个工程设计人 员都是非常重要的。目前板式换热器的选型计算一般分为手工简易算法、手工标准算法及计算机算法三种，以下就三种算法的特点进行简要的说明。 一、手工简易算法 计算公式：F=Wq/(K*△T) 式中 F —换热面积m2 Wq—换热量W K —传热系数W/m2·℃ △T—平均对数温差℃ 根据选定换热系统的有关参数，计算换热量、平均对数温差，设定传热系数，求出换热面积。选定厂家及换热器型号，计算板间流速，通过厂家样本提供的传热特性曲线及流阻特性曲线，查出实际传热系数及压降。若实际传热系数小于设
定传热系数，则应降低设定传热系数，重新计算。若实际传热系数大于设定传热系数，而实际压降大于设定压降，则应进一步降低设定传热系数，增大换热面积，重新计算。经过反复校核，直到计算结果满足换热系统的要求，最终确定换热器型号及换热面积大小。这种算法的优点是计算简单，步骤少，时间短；缺点是结果不准确，应用范围窄。造成结果不准确的原因主要是样本所提供的传热特性曲线及流阻特性曲线是一定工况条件下的曲线，而设计工况可能与之不符。此外样本所提供的传热特性曲线及流阻特性曲线仅为水―水换热系统，在使用中有很大的局限性。 以下给出佛山显像管厂总装厂房低温冷却水及40℃热水两套换热系统实例加以说明采用手工简易算法得出的计算结果与实测结果的差别：BR35 F=36m2北京市华都换热设备厂 低温冷却水系统 工艺水冷冻水 流 量 m3/ h 进水 温度 ℃ 出水 温度 ℃ 压 降 M Pa 流 量 m3/ h 进水 温度 ℃ 出水 温度 ℃ 压 降 M Pa 计算结果5928170.01306110.0 实测结 果 6322170.021722
板式换热器选型计算
（四）计算换热量 Wq=Qh*γh*Cph*(Th1-Th2)=Qc*γc*Cpc*(Tc2-Tc1) W （五）设备选型 根据样本提供的型号结合流量定型号，主要依据于角孔流速。即：Wl=4*Q/(3600*π*D2) ≤3.5～4.5m/s Wl—角孔流速m/s Q —介质流量m3/h D —角孔直径m （六）定型设备参数（样本提供） 单板换热面积s m2 单通道横截面积 f m2 板片间距l m 平均当量直径de m (d≈2*l) 传热准则方程式Nu=a*Re b*Pr m 压降准则方程式Eu=x*Re y Nu—努塞尔数Eu—欧拉数 a.b.x.y—板形有关参数、指数 Re—雷诺数 Pr—普朗特数 m —指数热介质m=0.3 冷介质m=0.4 （七）拟定板间流速初值Wh 或Wc Wc=Wh*Qc/Qh （纯逆流时） W取0.1～0.4m/s （八）计算雷诺数 Re=W*de/ν W —计算流速m/s de—当量直径m ν—运动粘度m2/s （九）计算努塞尔数 Nu=a*Re b*Pr m
（十）计算放热系数 α=Nu*λ/de α—放热系数W/m2·℃ λ—导热系数W/m·℃ 分别得出αh、αc热冷介质放热系数（十一）计算传热系数 K=1/(1/αh+1/αc+r p+r h+r c) W/m2·℃ r p—板片热阻0.0000459m2·℃/W r h—热介质污垢热阻0.0000172～0.0000258m2·℃/W r c—冷介质污垢热阻0.0000258～0.0000602m2·℃/W （十二）计算理论换热面积 Fm=Wq/(K*△T) （十三）计算换热器单组程流道数 n=Q/(3600*f*W) （圆整为整数） Q—流量m3/h f—单通道横截面积m2 W—板间流速m/s （十四）计算换热器程数 N=(Fm/s+1)/(2*n)N为≥1的整数s—单板换热面积m2 （十五）计算实际换热面积 F=(2*N*n-1)*s （纯逆流） （十六）计算欧拉数 Eu=x*Re y （十七）计算压力损失 △P=Eu*γ*W2*N*10-6 MPa γ—介质重度Kg/m3 W—板间流速m/s N—换热器程数
一、已知参数 板式换热器热力计算 冷介质流量 G t/h 1825.328584 3 对数温差 传热系数 Δ Tm ℃ 10.2 2 传热面积 K W/m ℃ 1600 F m 2 911.54 换热面积（ 10%的裕量) m 2 1002.7 三、设计参数 单板有效换热面积 Fd m 2 8.64 冷介质流程数 N1 1 冷介质单道流通面积 A1 m 2 0.00264 热介质流程数 N2 1 热介质单道流通面积 A 2 m 2 0.0156 板片数 n 116.05207 冷介质板间流速 V1 m/s #NAME? 热介质板间流速 V2 m/s #NAME? 冷介质进、出水口直径 、流速 mm 、m/s 350 #NAME? 热介质进、出水口直径 、流速 mm 、m/s 900 #NAME? 换热器参数 浆液比热 3.457 kj/kg* ℃ 浆液密度 1180 kg/m 3 粘度 0.0022 pa*s m /h #NAME? 冷介质比热容 kcal/kg ℃ #NAME? 冷介质密度 kg/m 3 #NAME? 冷介质入口水温 T 1 ℃ 32 冷介质出口水温 T 2 ℃ 39.00 热介质密度 kg/m 3 1180.0 热介质比热容 热介质入口温度 t 1 kcal/kg ℃ ℃ #NAME? 47 热介质出口温度 t2 ℃ 44.7 热介质流量 W t/h #NAME? m 3 /h #NAME? 二、传热计算 换热量 Q KW 、kcal/h 14860.0 12777300 ΔT1=t1-T2 8.0 ΔT2=t2-T1 12.7
(1)求热负荷Q Q=G．ρ．ＣP．Δt (2)求冷热流体进出口温度 t2=t1+ Q /G ．ρ ．ＣP (3)冷热流体流量 Ｇ= Q / ρ ．ＣP ．(t2-t1 (4)求平均温度差Δtm Δtm=(T1-t2)-(T2-t1)/In(T1-t2)/(T2-t1)或Δtm=(T１-t2)+(T2-t1)/2 (5)选择板型 若所有的板型选择完，则进行结果分析。 (6)由Ｋ值范围，计算板片数范围Ｎmin，Ｎmax Ｎmin = Q/ Kmax ．Δtm ．F P ．β Ｎmax = Q/ Kmin ．Δtm ．F P ．β (7)取板片数N（Ｎmin≤Ｎ≤Ｎmax ） 若N已达Ｎmax，做（5）。 (8)取N的流程组合形式，若组合形式取完则做（7）。 (9)求Re，Nu Re = W ．de / ν Nu =a1．Re a2．Pr a3 (10)求a，K传热面积Ｆ a = Nu ．λ / de K= 1 / 1/a h+1/ a c+γc+γc+δ/λ0
F = Q /K ．Δtm ．β (11)由传热面积Ｆ求所需板片数ＮＮ ＮＮ= F/ Fp + 2 (12)若N ＜NN ，做（８）。 (13)求压降Δp Eu = a 4．Re a 5 Δp = Eu ．ρ．W 2 ．ф (14) 若Δp ＞Δ允 ，做（８）； 若Δp ≤Δ允 ，记录结果 ，做（８）。 注: 1．（1）、（2）、（3）根据已知条件的情况进行计算。 2．当T 1 -t 2=T 2-t 1时采用Δtm = (T １-t2)+(T2-t1)/2 3．修正系数β一般0.7～0.9。 4．压降修正系数ф ，单流程ф度=1～1.2 ，二流程、三流程ф=1.8～2.0，四流程ф=2.6～2.8。 5．a 1、a2、a3、a4、a5为常系数。
板式换热器换热面积的 计算 Company Document number：WTUT-WT88Y-W8BBGB-BWYTT-19998
(1) 求热负荷Q ： Q=G ．ρ．ＣP ．Δt Q —换热量（取冷热流体换热量的平均值），w; Δt —流体进出口温差，K 。 (2) 求冷热流体进出口温度：t 2=t 1+ Q /G ．ρ ．ＣP (3) 冷热流体流量：Ｇ=Q / ρ ．ＣP ．(t2-t1 ) (4) 求平均温度差Δtm Δtm=(T1-t2)-(T2-t1)/In(T1-t2)/(T2-t1)或Δtm=(T １-t2)+(T2-t1)/2 (5) 选择板型 若所有的板型选择完，则进行结果分析。 (6) 由Ｋ值范围，计算板片数范围Ｎmin ，Ｎmax Ｎmin = Q / Kmax ．Δtm ．F P ．β Ｎmax = Q / Kmin ．Δtm ．F P ．β (7) 取板片数N （Ｎmin ≤Ｎ≤Ｎmax ） 若N 已达Ｎmax ，做（5）。 (8) 取N 的流程组合形式，若组合形式取完则做（7）。 (9) 求Re ，Nu Re = W ．de/ ν Nu =a 1．Re a 2．Pr a 3 (10)求a ，K 传热面积Ｆ a = Nu ．λ/ de K= 1 / 1/a h+1/ a c +γc +γc +δ/λ0
(11)由传热面积Ｆ求所需板片数ＮＮ ＮＮ= F/ Fp+ 2 (12)若N＜NN，做（８）。 (13)求压降Δp Eu = a4．Re a5 Δp = Eu ．ρ．W2．ф (14) 若Δp＞Δ 允，做（８）；
板式换热器热力计算及分 析整合 Prepared on 22 November 2020
第一章概论 综述 目前板式换热器已成为高效、紧凑的热交换设备，大量地应用于工业中。它的发展已有一百多年的历史。 德国在1878年发明了板式换热器，并获得专利，到1886年，由法国首次设计出沟道板板式换热器，并在葡萄酒生产中用于灭菌。APV公司的在1923年成功地设计了可以成批生产的板式换热器，开始时是运用很多铸造青铜板片组合在一起，很像板框式压滤机。1930年以后，才有不锈钢或铜薄板压制的波纹板片板式换热器，板片四周用垫片密封，从此板式换热器的板片，由沟道板的形式跨入了现代用薄板压制的波纹板形式，为板式换热器的发展奠定了基础。 与此同时，流体力学与传热学的发展对板式换热器的发展做出了重要的贡献，也是板式换热器设计开发最重要的技术理论依据。如：19世纪末到20世纪初，雷诺（Reynolds）用实验证实了层流和紊流的客观存在，提出了雷诺数——为流动阻力和损失奠定了基础。此外，在流体、传热方面有杰出贡献的学者还有瑞利（Reyleigh）、普朗特（Prandtl）、库塔（Kutta）、儒可夫斯基（жуковскиǔ）、钱学森、周培源、吴仲华等。 通过广泛的应用与实践，人们加深了对板式换热器优越性的认识，随着应用领域的扩大和制造技术的进步，使板式换热器的发展加快，目前已成为很重要的换热设备。 近几十年来，板式换热器的技术发展，可以归纳为以下几个方面。
1：研究高效的波纹板片。初期的板片是铣制的沟道板，至三四十年代，才用薄金属板压制成波纹板，相继出现水平平直波纹、阶梯形波纹、人字形波纹等形式繁多的波纹片。同一种形式的波纹，又对其波纹的断面尺寸——波纹的高度、节距、圆角等进行大量的研究，同时也发展了一些特殊用途的板片。 2：研究适用于腐蚀介质的板片、垫片材料及涂（镀）层。 3：研究提高使用压力和使用温度。 4：发展大型板式换热器。 5：研究板式换热器的传热和流体阻力。 6：研究板式换热器提高换热综合效率的可能途径。 我国板式换热器的研究、设计、制造，开始于六十年代。 1965年，兰州石油化工机器厂根据一些资料设计、制造了单板换热器面积为的水平平直波纹板片的板式换热器，这是我国首家生产的板式换热器，供造纸厂、维尼纶厂等使用。八十年代初期，该厂又引进了公司的板式换热器制造技术，增加了板式换热器的品种。 1967年，兰州石油机械研究所对板片的六种波纹型式作了对比试验，肯定了人字形波纹的优点，并于1971年制造了我国第一台人字形波纹板片（单板换热面积为）的板式换热器，这对于我国板式换热器采用波纹型式的决策起了重要的作用。1983年，兰州石油机械研究所组织了板式换热器技术交流会，对板片的制造材料、板片波纹型式、单片换热面积、板式换热器的应用等方面进行了讨论，促进了我国板式换热器的发展。国家石油钻采炼化设备质量监测中心还对板式换热器的性能进行了大量的测定。