板式换热器选型计算的方法及公式

板式换热器选型计算的方法及公式板式换热器选型计算的方法及公式 1 求热负荷 Q Q G P t 2 求冷热流体进出口温度 t2 t1 Q G P 3 冷热流体流量 Q P t2 t1 4 求平均温度差 tm tm T1 t2 T2 t1 In T1 t2 T2 t1 或 tm T 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 值范围 计算板片数范围 min max min Q Kmax tm F P max Q Kmin tm F P 7 取板片数 N min max 若 N 已达 max 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 Nu a1 Rea2 Pra3 10 求 a K 传热面积 a Nu de K 1 1 ah 1 ac c c 0 F Q K tm 11 由传热面积 求所需板片数 F Fp 2 12 若 N NN 做 13 求压降 p Eu a4 Rea5 p Eu W2 14 若 p 允 做 若 p 允 记录结果 做 注 1 1 2 3 根据已知条件的情况进行计算 2 当T1 t2 T2 t1时采用 tm T t2 T2 t1 2 3 修正系数 一般 0 7 0 9 4 压降修正系数 单流程 度 1 1 2 二流程 三流程 1 8 2 0 四流程 2 6 2 8 5 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 流体密度 Kg m3 tm 平均温差 G 体积流量 m3 sF 传热面积 m2 K 传统系数 W m2 W 流 速 m s T1 T2热介质进出口温度 t1 t2热介质进出口温度 m 流程数 n 流道数 对流换热系数 W m2 f 单通道截面积 m2 运动粘度 m2 s 介质导热系数 W m p 阻力损失 MpaEu Eu p W2 无量纲 Re 雷诺数 Re W de 无量纲 de 当量直径 m NuNu de 无量纲 Pr 普朗特数 0 板片导热系数 W m t 板 厚 m 修正系数 h c热 冷介质角标 P 热介质污垢热阻 m2 W c 冷介质污垢热阻 m2 W 板式换热器的优化选型板式换热器的优化选型 1 平均温差 tm 从公式 Q K tmA tm 1 A A t1 t2 dA 中可知 平均温差 tm 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 则 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 K th tc dA K tdA 两种流体产生的温度变化分别为 dth dQ Ch dtc dQ Cc d t d th tc dQ 1 Cc 1 Ch 则 dA 1 k 1 Cc 1 Ch d t t 当从 A 0 积分至 A A0 时 A0 1 k 1 Cc 1 Ch tho tci thi tco 由于两种流体间交换的热量相等 即 Q Ch thi tho Cc tco tci 经简化后可知 Q KA0 tho tci thi tco tho tci thi tco 若 t1 thi tco t2 tho tci 则 Q KA0 t1 t2 t1 t2 KA0 tm 式中的 tm t1 t2 t1 t2 顺流 tm thi tci tho tco thi tci tho tci 逆流 tm thi tco tho tci thi tco tho tci 对于各种流动型式 在相同的进口 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 t1 和 t2 之间的差不大时 可采 用算术平均温差 t1 t2 2 一般 t1 t2 小于 1 5 时 可采用 若 t t2 为 3 时 则误差约为 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 KA 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 t tm 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 tm 的变化引起几度流体温度变化的值 当 tm 大时 NTUp 则小 当 tm 小时 它有变大的倾向 相反 在 NTUp 变大的过程中 tm 的温度变化较大 NTUp 较小时 其 tm 的温度变化较小 见表 1 板式换热器的优化设计计算 就是在已知温差比 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 与供热空调相关的换热过程如下如示 用蒸汽加热水 水 水换热 a 蒸汽 133 133 c 一次水 65 60 水 5 65 生活热水 二次水 45 40 采暖 b 蒸汽 133 133 d 一次水 14 9 水 55 65 采暖 二次水 13 7 制冷 e 一次水 29 24 二次水 26 21 制冷机的冷却 以上 5 例工艺过程的 NTUp 见表 2 1 4 板式换热器和 NTUE NTUE 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 若每 1 流程数为 NTUe 时 则 NTUE n NTUe 其中 n 是流程数 当 NTUe NTUE NTUp 时 换热器为单程 若 NTUe NTUp 时 则换热器应为多 流程 故设计时应先预定 n 由于每种板片单程的 NTUe 值基本上是定值 如适 合表 2 中 e 的流量为 25m3 h 的单程板式换热器板式换热器的 NTUe 为 17 从 NTUe A K MC 可知 当 NTUe 为定值时 A K 成反比 仍以 e 为例 当 K 500kcal h 时 A 1 67 25000 500 83 5 流程数 n 83 5 17 5 当 K 2500kcal h 时 A 16 7 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 即可求出换热器的流程数 传热系数和传热 面积 从以上 分析 可知 若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 NTU 8 小 tm 1 2 的板式换热器满足了区域供冷和 热泵机组蒸发器蒸发器 冷凝器冷凝器的要求 从以上分析可知 tm 是换热的驱动力 若 tm 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 浅密波纹板片是北京市京海换热设备制造有限责任公司开发的新型板片 它的传热系数约为 7000W 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 tm 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 tm 约为 1 5 2 板式蒸发器 板式冷凝器也是北京市京海换热设备制造有限责任公司开 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 单位体积内板式蒸发器 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 1000 1200 W K 板式冷凝器的传热系 数约为 1500 2000 W K 均为管壳式换热器的 2 3 倍 在板式蒸发器上采 用了使制冷剂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 采用分配器后即能克服上述问题 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 tm 约为 2 5 3 时 在 1500 2000 W K 之间 且阻力小 满足了热泵机组的要求 2 小 NTU 0 3 2 大 tm 40 90 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 tm 的条件下进行换热 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 是北京市京海换热设备制造有限责任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内 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 2 3 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 为了满足工艺的要求板束工作压力 反压 P 4 5Mpa 板束工作压力 正压 同壳体工作压力 不受限制 工作温度 t 550 乌鲁木齐石化分公司 40 万吨 年连续重整采用了进料 冷介质 和 出料 热介质 的板壳式换热器 进料流量 50t h 进 出口温渡 88 470 出料流量 50t h 进 出口温度 100 500 对数平均温差约 38 总传热系数约为 380kcal h 热负荷达 23 106kcal h 进料压降 20Kpa 出料压降 50Kpa 2 多效蒸发板式加热器 换热器 这种换热器既是工艺加热装置 又是 重要的热回收装置 以前由于板式换热器的流道小 板间距 1 5 5 0 不 适宜于气 气换热和蒸气冷凝 且易堵塞 故不宜用于含悬浮物的流体 为了 尽量地发挥板式换热器的长处 克服存在问题 适应工艺的要求 北京市京海 换热设备制造有限责任公司开发出了新型的多效蒸发板式换热器 这种板式换 热器属宽流道型 其板间距为 8 0 适合于蒸气冷凝 适合于含悬浮物的流 体 且不易堵塞 最大处理量达 1200m3 h 2 传热系数和阻力 2 1 板式换热器的传热系数和阻力 换热器中常使用换热器的 传热面积 和 传热系数 述语 这是一种习 惯的有特定含义的名称 因为换热器间壁两侧的表面积可能不同 所谓 换热 器的传热面积 实际上是指约定的某一侧的表面积 习惯上一般把换热系数较 小的一侧的流体所接触的壁面表面积称为该换热器的传热面积 相对于该传热 面积 单位时间 单位面积 在单位温差下所传递的热流量 称为该换热器的 传热面积 因此传热系数也是相对于约定的某一侧的表面积而言的 在换热器 结构和估算中使用 传热面积 和 传热系数 是方便的 而在换算器传热 分 析 中 则用传热热阻 1 KA 板式换热器的热阻 计算 式如下 1 KA 1 AW 1 1 F1 F2 1 2 式中 K 传热系数 W A 表面积 AW 平壁面积 板片厚度 m F 污垢系数 W 下标 1 与流体 1 接触侧 2 与流体 2 接触侧 2 1 1 换热系数 对于紊流状态 不同形状板片的换热 规律 一般可归纳为如下形式 Nu CRenPrm w p 式中 Nu 及 Re 中的特征尺寸用当量直径 d d 4Wb 2W 2b W 板片宽度 m b 板片间距 m c n m p 值的大致范围如下 c 0 15 0 40 n 0 65 0 85 m 0 30 0 45 通常用 1 3 p 0 05 0 20 临介雷诺数在 10 400 左右 取决于板片形状 对于层流状态 板片的换热规律可归纳为 Nu C RePrd L n w p 式中 c n p 值的范围一般为 c 1 86 4 50 n 0 25 0 33 p 0 1 0 2 通常为 0 14 L 板片长度 m 由于板片形状复杂 必须根据试验测定所得的换热规律 作为该板片换热 器传热计算的依据 2 1 2 阻力 板式换热器板式换热器总的流体阻力可用下式表示 p f L d 2 2 n Pa 式中 流道中速度 m s n 流程数 f 板片通道摩擦阻力系数 对于不同形状的板片 其通道的摩擦阻力系数相差很大 必须以试验数据 作为阻力计算的依据 2 2 在常用间壁式换热器中板式换热器的传热系数较大 2 2 1 板式换热器的传热系数 见表 3 从表 3 可知 板式换热器的传热系 数约为管壳式的 2 3 倍 2 3 非对称流道提高了板式换热器的传热系数 降低了阻力 当忽略板片的导热热阻后 板式换热器的传热系数 K 1 2 1 2 从该式可知 传热系数 K 与 1 2 有关 且 小于二者中较小的一个 为了提高传热系数 必须同时提高冷 热流体与板面 之间的对流换热系数 如果其中一侧 值较低的话 板式换热就不能很