提高换热器的换热效率和减小压降是换热器研究的主要目的
高效传热低流阻换热器的开发研究
Development and Research of High Efficiency Heat Exchanger
with Lower Flow Resistance
提高换热器的换热效率和减小压降是换热器研究的主要目的，而换热器内部流体的流动状态是影响换热器综合性能的重要因素，因此，只有了解流体流动的规律才能找到提高换热效率和减小压降的方法。本文以螺旋流动为研究对象，分析了传热系数和压降的影响因素，并运用到新型换热管和换热器的开发研究，通过实验测试了新型换热器的性能，结果表明，新型换热器的综合性能明显优于折流杆换热器。本文的主要研究内容及取得的主要成果如下：(1)以管内螺旋流动为研究对象，以换热管内置扭带为模型，分别用解析和数值模拟的方法分析了管内螺旋流动，讨论了扭比和雷诺数对流体流动和传热的影响，得出螺旋流动强化传热的机理主要是：扭带使管内流体作螺旋流动，提高了流速，随之次流也增强，减薄了流动边界层和传热边界层，从而强化了管内的对流换热。螺旋流道的截面积沿轴向没有变化，流体没有产生涡和回流，流体流动连续通畅、稳定。提高雷诺数、减小扭比都可提高流体的流速，使传热系数增大，从而强化了管内的对流传热。(2)以管外螺旋流动为研究对象，以螺旋扭片套管换热器为模型，用同样的方法分析了管外螺旋流动，讨论了螺旋角和雷诺数对管外螺旋流动和传热的影响，得出管外螺旋流动与管内螺旋流动有着相同的强化传热机理，同样可以提高传热系数。管外螺旋流道的横截面积沿
轴向不会变化，不会出现涡和回流，流体流动连续通畅、稳定。管外螺旋流动和管内螺旋流动不同的是扭片和扭带的作用范围，扭片的作用范围较小，对流体的影响比扭带小，做结构设计时应尽可能扩大扭片的作用范围。(3)在对螺旋流动研究的基础上，汲取螺旋折流板换热器的优点，开发出了一种新型换热管——螺旋肋片换热管和由这种换热管组装成的新型换热器——螺旋肋片自支撑管壳式换热器。对新型换热管的结构做了设计，设计了新型换热管的加工工艺。对新型换热器进行了结构设计，说明了这种换热器的组装方法。新型换热器中的螺旋肋片既增加了传热面积、诱导流体做螺旋流动，又起到支撑管束保持管间距的作用，完全取代了折流板。螺旋肋片换热器具有较高的传热系数和较低的压降，综合性能明显提高，并且结构简单、制造方便，另外，换热管上的支撑点多，约束增加，具有较好的防振和抗振性能。(4)建立了同向肋片管束和反向肋片管束的三维模型，进行了数值模拟。模拟结果表明，传热得以强化，而压降提高不大；反向肋片管束能使各单个旋流相互促进，旋流得到加强，总体性能优于同向肋片管束。通过对螺旋角的优化，确定了螺旋角的最佳取值范围为20°＜α＜25°。(5)用实验的方法测定了螺旋肋片换热器的换热和流体流动性能，并与数值模拟结果做了对比，证明了数值模拟的可行性。在相同的实验条件下做了折流杆换热器的性能实验，并与螺旋肋片换热器进行了对比。结果表明，螺旋肋片换热器总传热系数高于折流杆换热器，而流阻低于折流杆换热器，综合性能明显提高。得出了
螺旋肋片换热器传热准数关联式，为工程应用奠定了基础。更多还原
【Abstract】 It is the main purpose of research on heat
exchanger to increase heat transfer efficiency and reduce pressure drop. The important factor which affects the comprehensive performance of heat exchanger is fluid flow conditions in heat exchanger. So, only by understanding the law of fluid flow can it be found to improve heat transfer efficiency and reduce pressure drop. In this paper, the spiral flows have been studied as research object, the influential factors of the heat transfer coefficient and pressure drop has been analyzed, and the new type of tube and heat exchanger has been researched and developed by using the results. The performance of this new type of heat exchanger has been tested by experiment. The results show a better performance of this kind of heat exchanger than the rod baffler heat exchanger. The main works and productions in this paper are as follows:(1) The spiral flows in the tube have been analyzed by using method of numerical and analyses in which the model of tube with twisted tape inserts had been set up. The effects of twist ratio and Reynolds number on fluid flow and heat transfer have been discussed. The enhanced heat transfer mechanism of spiral flow
is: twisted tape can induce spiral flow so that the flow velocity and the secondary flow are increased, the flow boundary layer and heat transfer boundary layer are thinned, and the convection heat transfer is enhanced. The
cross-sectional area of spiral duct along the axis doesn’t change, and fluid doesn’t produce vortex and return fluid flow, and the movement of fluid is fluent and stable continuously. The velocity and heat transfer coefficient can be increased by increasing Reynolds and reducing twist ratio, thus convective heat transfer is enhanced.(2) Spiral flows around tube have been researched by using the same method in which the model of double-tube heat exchanger with spiral tape has been set up. The effects of helical angle and Reynolds number on fluid flow and heat transfer have been discussed. The results reveal the same mechanism of enhanced heat transfer of spiral flows both in tube and around tube. The cross-section area of spiral duct around tube along the axis will not change, so vortex and return fluid flow fluid will not be produced. The difference between spiral flow around tube and in tube is the action area. The spiral tape exert less influence on fluid than twisted tape because its small action area. It is necessary to enlarge action area of spiral tape in structure design.(3)A new type of tube,
helical rib tube, and heat exchanger, helical ribbed
self-support type heat exchanger, have been developed based on above research and the merits of helical baffle heat exchanger. The structure of this new type of tube has been designed. This new type of tube has been manufactured by designing a proper processing technique. The helical ribs in heat exchanger can substitute for baffle plate because it will increase heat transfer area, induce spiral flow, and support tube bundle and tube. The structure and assembly method of this new type of heat exchanger have been designed. The helical ribbed self-support type heat exchanger has the merits of higher heat transfer coefficient, lower pressure drop, good compressive performance, and simple structure. The supports and restrictions for tubes are so many that can produce the favorable antivibration capability.(4) The three dimensional models of two kind of tube bundle have been set up, the velocity field, the pressure field and temperature field have been simulated. The results reveal the enhanced heat transfer and lower pressure. The different spiral flows are promoted each other because of the tube bundle arranged ribs with the different spiral directions. The comprehensive performance of tube bundle with different spiral direction is better than the same direction. The best range of
spiral angle has been determined which is from 20°to 25°by optimizing.(5) The performance of helical ribbed self-support type heat exchanger has been tested by experiment, and the results have been contrasted with the simulation results which show the feasibility of numerical simulation. The performance experiment of rod baffle exchanger with the same conditions with helical ribbed self-support type heat exchanger has been done, and the results have been contrasted. The conclusions are attained that the total transfer heat coefficient of helical ribbed self-support type heat exchanger is higher than that of rod baffle heat exchanger and the pressure drop is lower than its, the comprehensive performance is heightened distinctly. The relationship formula of heat transfer has been attained by disposing the data of experiments, and can provide reference for engineering application. 更多还原
板式换热器选型参数表
选择板式换热器要注意以下三个事项 1、板式换热器板型的选择板片型式或波纹式应根据换热场合的实际需要而定。对流量大允许压降小的情况，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，确定选择可拆卸式，还是钎焊式。确定板型时不宜选择单板面积太小的板片，以免板片数量过多，板间流速偏小，传热系数过低，对较大的换热器更应注意这个问题。艾瑞德每种规格的板片，均具有至少两个板型，采用热混合技术，可以综合换热器的传热和压降，使其运行在最佳工作点。内旁通，双流道技术和不等流通截面积装配为两侧介质流量相差较大的工况提供了完美的解决方案。ARD艾瑞德板式换热器（江阴）有限公司板式换热器有AB系列、AM系列、AL系列、AP系列、AS系列等几大系列百余种板型。各种型号都有深波纹、浅波纹、大角度、小角度等，完全确保满足不同用户的需要，特殊工况可按用户需要专门设计制造。 2、流程和流道的选择流程指板式换热器内一种介质同一流动方向的一组并联流道，而流道指板式换热器内，相邻两板片组成的介质流动通道。一般情况下，将若干个流道按并联或串联的费那个是连接起来，以形成冷、热介质通道的不同组合。流程组合形式应根据换热和流体阻力计算，在满足工艺条件要求下确定。尽量使冷、热水流道内的对流换热系数相等或接近，从而得到最佳的传热效果。因为在传热表面两侧对流换热系数相等或接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。 3、压降校核在板式换热器的设计选型使，一般对压降有一定的要求，所以应对其进行校核。如果校核压降超过允许压降，需重新进行设计选型计算，直到满足工艺要求为止。 艾瑞德板式换热器（江阴）有限公司是专业生产可拆式板式换热器（PHE）、换热器密封垫（PHE GASKET）、换热器板片(PHE PLATE)并提供板式
板式换热器的换热计算方法Word版
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。
换热器的传热系数K
介质不同，传热系数各不相同我们公司的经验是： 1、汽水换热：过热部分为800~1000W/m2.℃ 饱和部分是按照公式K=2093+786V(V是管流速）含污垢系数0.0003。水水换热为：K=767(1+V1+V2)(V1是管流速，V2水壳程流速）含污垢系数0.0003 实际运行还少有保守。有余量约10% 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 不同的流速、粘度和成垢物质会有不同的传热系数。K值通常在800~2200W/m2·℃围。
列管换热器的传热系数不宜选太高，一般在800-1000 W/m2·℃。 螺旋板式换热器的总传热系数（水—水）通常在1000~2000W/m2·℃围。 板式换热器的总传热系数（水（汽）—水）通常在3000~5000W/m2·℃围。 1．流体流径的选择 哪一种流体流经换热器的管程，哪一种流体流经壳程，下列各点可供选择时参考(以固定管板式换热器为例) (1) 不洁净和易结垢的流体宜走管，以便于清洗管子。 (2) 腐蚀性的流体宜走管，以免壳体和管子同时受腐蚀，而且管子也便于清洗和检修。 (3) 压强高的流体宜走管，以免壳体受压。 (4) 饱和蒸气宜走管间，以便于及时排除冷凝液，且蒸气较洁净，冷凝传热系数与流速关系不大。 (5) 被冷却的流体宜走管间，可利用外壳向外的散热作用，以增强冷却效果。 (6) 需要提高流速以增大其对流传热系数的流体宜走管，因管程流通面积常小于壳程，且可采用多管程以增大流速。 (7) 粘度大的液体或流量较小的流体，宜走管间，因流体在有折流挡板的壳程流动时，由于流速和流向的不断改变，在低Re(Re>100)下即可达到湍流，以提高对流传热系数。
提高换热器的换热效率和减小压降是换热器研究的主要目的
高效传热低流阻换热器的开发研究 Development and Research of High Efficiency Heat Exchanger with Lower Flow Resistance 提高换热器的换热效率和减小压降是换热器研究的主要目的，而换热器内部流体的流动状态是影响换热器综合性能的重要因素，因此，只有了解流体流动的规律才能找到提高换热效率和减小压降的方法。本文以螺旋流动为研究对象，分析了传热系数和压降的影响因素，并运用到新型换热管和换热器的开发研究，通过实验测试了新型换热器的性能，结果表明，新型换热器的综合性能明显优于折流杆换热器。本文的主要研究内容及取得的主要成果如下：(1)以管内螺旋流动为研究对象，以换热管内置扭带为模型，分别用解析和数值模拟的方法分析了管内螺旋流动，讨论了扭比和雷诺数对流体流动和传热的影响，得出螺旋流动强化传热的机理主要是：扭带使管内流体作螺旋流动，提高了流速，随之次流也增强，减薄了流动边界层和传热边界层，从而强化了管内的对流换热。螺旋流道的截面积沿轴向没有变化，流体没有产生涡和回流，流体流动连续通畅、稳定。提高雷诺数、减小扭比都可提高流体的流速，使传热系数增大，从而强化了管内的对流传热。(2)以管外螺旋流动为研究对象，以螺旋扭片套管换热器为模型，用同样的方法分析了管外螺旋流动，讨论了螺旋角和雷诺数对管外螺旋流动和传热的影响，得出管外螺旋流动与管内螺旋流动有着相同的强化传热机理，同样可以提高传热系数。管外螺旋流道的横截面积沿
轴向不会变化，不会出现涡和回流，流体流动连续通畅、稳定。管外螺旋流动和管内螺旋流动不同的是扭片和扭带的作用范围，扭片的作用范围较小，对流体的影响比扭带小，做结构设计时应尽可能扩大扭片的作用范围。(3)在对螺旋流动研究的基础上，汲取螺旋折流板换热器的优点，开发出了一种新型换热管——螺旋肋片换热管和由这种换热管组装成的新型换热器——螺旋肋片自支撑管壳式换热器。对新型换热管的结构做了设计，设计了新型换热管的加工工艺。对新型换热器进行了结构设计，说明了这种换热器的组装方法。新型换热器中的螺旋肋片既增加了传热面积、诱导流体做螺旋流动，又起到支撑管束保持管间距的作用，完全取代了折流板。螺旋肋片换热器具有较高的传热系数和较低的压降，综合性能明显提高，并且结构简单、制造方便，另外，换热管上的支撑点多，约束增加，具有较好的防振和抗振性能。(4)建立了同向肋片管束和反向肋片管束的三维模型，进行了数值模拟。模拟结果表明，传热得以强化，而压降提高不大；反向肋片管束能使各单个旋流相互促进，旋流得到加强，总体性能优于同向肋片管束。通过对螺旋角的优化，确定了螺旋角的最佳取值范围为20°＜α＜25°。(5)用实验的方法测定了螺旋肋片换热器的换热和流体流动性能，并与数值模拟结果做了对比，证明了数值模拟的可行性。在相同的实验条件下做了折流杆换热器的性能实验，并与螺旋肋片换热器进行了对比。结果表明，螺旋肋片换热器总传热系数高于折流杆换热器，而流阻低于折流杆换热器，综合性能明显提高。得出了
如何提高板式换热器传热效率
如何提高板式换热器传热效率 很多人对智能换热设备不是很了解，其实智能换热设备的功能是非常大的，传热效率也非常高，尤其是在冬季，它的作用就越发的明显。下面艾瑞德板式换热器有限公司就来说一下如何进一步提高智能换热设备的传热效率。 第一，选用热导率高的板片。板片的材质可选择不锈钢、钛合金、铜合金等等； 第二，提高板片的表面传热系数。由于智能换热设备的波纹能使流体在较小的流速下产生瑞流，因此能获得较高的表面传热系数，表面传热系数与板片波纹的几何结构以及介质的流动状态有关； 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（PHE GASKET）、换热器板片(PHE PLATE)并提供板式换热器维护服务（PHE MAINTENANCE）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）。
换热器计算
换热器计算的设计型和操作型问题--传热过程计算 与换热器 日期:2005-12-28 18:04:55 来源:来自网络查看:[大中小] 作者：椴木杉热度： 944 在工程应用上，对换热器的计算可分为两种类型：一类是设计型计算（或称为设计计算），即根据生产要求的传热速率和工艺条件，确定其所需换热器的传热面积及其他有关尺寸，进而设计或选用换热器；另一类是操作型计算（或称为校核计算），即根据给定换热器的结构参数及冷、热流体进入换热器的初始条件，通过计算判断一个换热器是否能满足生产要求或预测生产过程中某些参数（如流体的流量、初温等）的变化对换热器传热能力的影响。两类计算所依据的基本方程都是热量衡算方程和传热速率方程，计算方法有对数平均温差（LMTD）法和传热效率-传热单元数（e-NTU）法两种。 一、设计型计算 设计型计算一般是指根据给定的换热任务，通常已知冷、热流体的流量以及冷、热流体进出口端四个温度中的任意三个。当选定换热表面几何情况及流体的流动排布型式后计算传热面积，并进一步作结构设计，或者合理地选择换热器的型号。 对于设计型计算，既可以采用对数平均温差法，也可以采用传热效率-传热单元数法，其计算一般步骤如表5-2所示。 表5-2 设计型计算的计算步骤
体进出口温度计算参数P 、R ； 4． 由计算的P 、R 值以及流动排布型式，由j-P 、R 曲线确定温度修正系数j ；5．由热量衡算方程计算传热速率Q ，由端部温度计算逆流时的对数平均温差Δtm ； 6．由传热速率方程计算传热面积 。 体进出口温度计算参数e 、CR ； 4．由计算的e 、 CR 值确定NTU 。由选定的流动排布型式查取 e-NTU 算图。可能需由e-NTU 关系反复计算 NTU ；5．计算所需的传热面积 。 例5-4 一列管式换热器中，苯在换热器的管内流动，流量为 kg/s ，由80℃冷却至30℃；冷却水在管间与苯呈逆流流动，冷却水进口温度为20℃，出口温度不超过50℃。若已知换热器的传热系数为470 W/（m2·℃），苯的平均比热为1900 J/（kg·℃）。若忽略换热器的散热损失，试分别采用对数平均温差法和传热效率-传热单元数法计算所需要的传热面积。 解 （1）对数平均温差法 由热量衡算方程，换热器的传热速率为 苯与冷却水之间的平均传热温差为 由传热速率方程，换热器的传热面积为 A = Q/KΔt m = = m 3 （2）传热效率-传热单元数法 苯侧 (m C ph ) = *1900 = 2375 W/℃ 冷却水侧 (m c C pc ) =(m h C ph )(t h1-t h2)/(t c1-t c2) =2375*(80-30)/(50-20)= W/℃ 因此， (m C p )min=(m h C ph )=2375 W/℃ 由式（5-29），可得
板式换热器计算程序说明
上海化工机械二厂 板式换热器计算程序V6.0使用说明 一、概述 1、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。 2、在以往工程设计中，板式换热器设计计算均采用手算，方法有以下两种： ⑴简易算法：假定理论传热系数，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流阻，经过反复校核得出满足工艺条件的结果，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。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。 ⑵标准算法：选定厂家，根据角孔流速确定换热器型号，从手册查出在设计工况下冷、热介质的各种物理参数，根据厂家样本提供的传热经验公式及流阻经验公式进行热工计算，求出传热系数及流阻，经过反复校核得出满足工艺条件的结果，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结果准确；缺点是计算复杂，步骤多，时间长。 3、利用计算机进行板式换热器设计计算，充分发挥了计算机运算速度快的特长，一个计算在微机上几秒钟内就能完成，且结果的准确性是手算难以达到的。另一个主要特点是程序中存贮了计算所需的不同水温时水的各种物理参数及板式换热器定型设备的所有参数，设计人员在计算机上进行计算时只需输入工艺条件（如水量、水温、流阻等）就能马上得出计算结果，这为设计人员提供了极大的方便。计算人员还可以输入不同的工艺条件（如水量、水温相同，流阻不同等）得出不同的计算结果，或更换换热器型号以得出不同的计算结果，通过对结果的比较、优化，最终选定既经济合理又性能可靠的板式换热器。 二、编制依据 《板式换热器的设计计算》张治川著； 《热交换器设计手册》〔日〕尾花英朗著； 《换热器》邱树林、钱滨江著； 《换热设备的污垢与对策》杨善让、徐志明著； 《换热器设计手册》钱颂文主编； 三、应用范围 程序仅用于计算上海化工机械二厂生产的板式换热器。 四、使用方法 1、打开显示器、打印机、计算机主机电源开关，操作系统应为WIN98或更高版本，文字处理采用OFFICE97或更高版本，打印纸选择A4 2、将带有板式换热器计算程序的安装盘插入光盘驱动器，执行安装命令SETUP.EXE，按屏幕提示进行。若复制文件发生访问冲突时，选择“忽略”，直至安装完毕。 3、单击“开始”按钮，执行“程序”菜单中的“板式换热器计算程序”，开始运算。整个运算过程全部采用人机对话，操作者只需按照屏幕的提示进行操作即可得到满意的计算结果。
板式换热器换热系数或传热系数
板式换热器是一种高效、紧凑的换热设备。尽管其发展已有近百年历史,且在国民经济的少数部门(如食品、制药)有着比较广泛的应用,但是由于耐温、耐压、耐腐蚀能力而制约其在各个部门的全面推广和应用。进入80年代以来,由于制造技术、垫片材料的不断进步以及传热理论的不断完善,板式换热器的应用越来越受到工业生产部门的重视。 要确定一项强化传热新技术是否先进,必须对其进行评价。但在实际的使用中,出现了多种评价强化传热的方法与评价指标。有人主张采用换热量Q与消耗的泵(或风机)的功率N的比值,即能量系数作为评价指标,类似的也广泛采用K/ΔP以及无因次化的Nu/ζ来进行评价,为了更准确地反映强化传热的性能,进一步也可以使用K/ΔP1/3及Nu/ζ1/3作为指标。随着传热技术的发展,换热器日益向体积小、重量轻的方向发展,同时在提高效率的前提下,要求操作费用降低。在综合分析的基础上,提出了一套较为完整的性能评价数据,即维持输送功率、传热面积、传热负荷3因素中的两因素不变,比较第3因素的大小以评定传热性能的好坏。 这些评价都只是分析换热器的能量在数量上转换、传递、利用和损失的情况,即以热力学第一定律为基础。为了更准确地反映热量交换过程能量在质量上的损失,在理论研究中也提出了许多基于热力学第二定律的评价方法,即分析换热器中火用的转换、传递、利用和损失的情况。而进行技术推广应用时,还应考虑采用强化换热技术后管子等价格的增加和运行费用的变化,运用经济核算的方法进行评价,即热经济学的评价方法。 而在实际的使用过程中,进行强化传热新技术、新方法的研究更多采用简单易用的单一参数K,ΔP以及单一参数组合而成的K/ΔP,K/ΔP1/3来进行评价[9～11]。而基于热力学第二定律的方法在设计过程中可用来判断换热器的性能,作为进一步改善的依据,但在工程上缺乏实用性。 a.提高板片的表面传热系数 由于板式换热器的波纹能使流体在较小的流速下产生湍流( 雷诺数一1 5 0时 )，因此能获得较高的表面传热系数，表面传热系数与板片波纹的几何结构以及介质的流动状态有关。板片的波形包括人字形、平直形、球形等。经过多年的研究和实验发现，波纹断面形状为三角形 ( 正弦形表面传热系数最大，压力降较小，受压时应力分布均匀，但加工困难…) 的人字形板片具有较高的表面传热系数，且波纹的夹角越大，板间流道内介质流速越高，表面传热系数越大。 b.减小污垢层热阻 减小换热器的污垢层热阻的关键是防止板片结垢。板片结垢厚度为1mm时，传热系数降低约10％。因此，必须注意监测换热器冷热两侧的水质，防止板片结垢，并防止水中杂物附着在板片上。有些供热单位为防止盗水及钢件腐蚀，在供热介质中添加药剂，因此必须注意水质和黏性药剂引起杂物沾污换热器板片。如果水中有黏性杂物，应采用专用过滤器进行处理。选用药剂时，宜选择无黏性的药剂。 c.选用热导率高的板片 板片材质可选择奥氏体不锈钢、钛合金、铜合金等。不锈钢的导热性能好，热导率约14.4W／( m·K)，强度高，冲压性能好，不易被氧化，价格比钛合金和铜合金低，供热工程中使用最多，但其耐氯离子腐蚀的能力差。 d.减小板片厚度 换热器板片的设计厚度与其耐腐蚀性能无关，与换热器的承压能力有关。板片加厚，能提高换热器的承压能力。采用人字形板片组合时，相邻板片互相倒置，波纹相互接触，形成了密度大、分布均匀的支点，板片角孑L及边缘密封结构已逐步完善，使换热器具有很好的承压能力。国产可拆式板式换热器最大承压能力已达到了2.5M P a 。板片厚度对传热系数影响很大，厚度减小 0.1mm，对称型板式换热器的总传热系数约增加 6 0 0W／( m ·K)，
换热器设计指南汇总
换热器设计指南
1 总则 1.1 目的 为规范本公司工艺设计人员设计管壳式换热器及校核管壳式换热器而编制。 1.2 范围 1.2.1本规定规定了管壳式换热器的选型、设计、校核及材料选择。 1.2.2本规定适用于本公司所有的管壳式换热器。 1.3 规范性引用文件 下列文件中的条款通过本规定的引用而成为本规定的条款，凡注日期的应用文件，其随后所有的修改单或修改版均不适用本规定。凡不注日期或修改号（版次）的引用文件，其最新版本适用于本规定。 GB150-1999 钢制压力容器 GB151-1999 管壳式换热器 HTRI设计手册 Shell & tube heat exchangers——JGC 石油化工设计手册第3卷——化学工业出版社（2002） 换热器设计手册——中国石化出版社（2004） 换热器设计手册——化学工业出版社（2002） Shell and Tube Heat Exchangers Technical Specification ——SHESLL (2004) SHELL AND TUBE HEAT EXCHANGERS——BP (1997) Shell and Tube Exchanger Design and Selection——CHEVRON COP. (1989) HEAT EXCHANGERS——FLUOR DANIEL (1994) Shell and Tube Heat Exchangers——TOTAL（2002） 管壳式换热器工程规定——SEI（2005） 2 设计基础 2.1 传热过程名词定义
2.1.1 无相变过程 加热：用工艺流体或其他热流体加热另一工艺流体的过程。 冷却：用工艺流体、冷却水或空气等冷剂冷却另一工艺流体的过程。 换热：用工艺流体加热或冷却另外一股工艺流体的过程。 2.1.2 沸腾过程 在传热过程中存在着相的变化—液体加热沸腾后一部分变为汽相。此时除显热传递外，还有潜热的传递。 池沸过程：用工艺流体、水蒸汽或其他热流体加热汽化大容积设备中的工艺流体过程。 流动沸腾：用工艺流体、水蒸汽或其他热流体加热汽化狭窄流道中的工艺流体过程。 2.1.3 冷凝过程 部分或全部流体被冷凝为液相, 热流体的显热和潜热被冷流体带走，这一相变过程叫冷凝过程。 纯蒸汽或混合蒸汽冷凝：用工艺流体、冷却水或空气，全部或部分冷凝另一工艺流体。 有不凝气的冷凝：用工艺流体、冷却水或空气，部分冷凝工艺流体和同时冷却不凝性气体。 2.2 换热器的术语及分类 2.2.1 术语及定义 换热器装置：为某个可能包括可替换操作条件的特定作业的一个或多个换热器；位号：设计人员对某一换热器单元的识别号； 有效表面：进行热交换的管子外表面积； 管程：介质流经换热管内的通道及与其相贯通部分； 壳程：介质流经换热管外的通道及与其相贯通部分； 管程数：介质沿换热管长度方向往、返的次数； 壳程数：介质在壳程内沿壳体轴向往、返的次数； 公称长度：以换热管的长度作为换热器的公称长度，换热管为直管时，取直管长度，换热管为U形管时取U形管直管段的长度； 计算换热面积：以换热管外径为基准，扣除伸入管板内的换热管长度后，计算得到的管束外表面积，对于U形管式换热器，一般不包括U形弯管段的面积；公称换热面积：经圆整后的计算换热面积；
换热器节能设计分析
换热器节能设计分析 【摘要】换热器中采用节能技术不仅能提高能源利用率，减少金属材料的消耗，而且对推进石油、化工、制药等行业的节能减排工作有着积极意义。介绍了常用管壳式换热器换热管强化传热技术和壳程强化传热方法，分析了各自的原理、优缺点及推荐使用场合。 【关键词】换热器节能强化传热 1 管壳式换热器的传热原理 根据传热学基本公式：Q=KF△tm，由上式可知，提高传热效率的途径有三条：提高传热系数K；增大换热面积F；加大对数平均温差△tm。增大换热面积和加大对数平均温差都不是理想的途径，一味地增加换热面积势必会造成设备体积庞大和投资费用的大幅度增加，而加大对数平均温差又要受到公用工程条件和分离物系性质的限制。只有提高传热系数，才是强化换热最有效的途径。传热系数K是换热器的主要性能参数，众所周知其计算公式为： 传热系数K值的大小与管内换热系数ai、管外换热系数ao、管内和管外的污垢系数ri和ro、换热管的外径与内径之比do/di、换热管材料的热导率λw以及管厚度δw有关。而换热管的材料、规格一旦选定，则管外径与内径之比、壁厚及导热系数等参数也随之确定下来。所以，提高管内、外换热系数ai和ao、降低污垢系数ri和ro，才能够提高换热器的总传热系数K。 2 管壳式换热器强化传热方法 由传热机理可以看出，提高换热器的传热效率就要想办法提高管内、外换热系数、降低管内、外污垢系数。管壳式换热器的强化传热研究经过多年发展，目前已经取得了许多广泛使用的成果。以下从管程强化与壳程强化两个方面分析管壳式换热器强化传热方法。 2.1 管程强化 2.1.1 传热管的改进 采用了低肋管、螺纹管、波纹管等代替常用换热器的普通光滑管，不仅增加换热面积，而且利用粗糙传热面强化边界层湍流度提高传热系数，从而使管程强化传热有了较大的突破。低肋管是开发较早的换热管之一，主要应用于强化沸腾传热，不仅其换热系数较高，而且能有效地扩大传热面积，光滑管的传热面积只是低肋管的38%。但是低肋管也有其自身的弱点：在低热流率下，换热管的传热性能在上、下两部分相差比较大，上部优于下部，不过随着热流率增加差距会逐渐减少，此外该管型带来的流动阻力会比较大。螺纹管是一种由钢管经环向滚压轧制而成的整体低翅片管，适用于强化对流、冷凝传热。从内、外螺纹管与光滑
板式换热器的阻力特性及压力降要求
实验板式换热器板片的通道高宽比较大，沿程阻力系数采用公式计算，其中值为0.0545。 在换热器中，随着雷诺数的增加，摩擦系数先呈下降趋势，实际摩擦阻力系数比理论计算的结果要大，此时二者相对误差值约在50%到80%之间，规律上看，在雷诺数为1100之前，摩擦阻力系数随着雷诺数的增加而减小，数据点的变化近似理论公式的变化趋势，应为层流情况。在雷诺数接近1200时，摩擦阻力系数陡然增加，对比莫迪图，应属于临界区的特点，之后，摩擦阻力系数随雷诺数的增加而缓慢减小，流态应属于紊流状态。与结果相比较，发现临界雷诺数提前，且摩擦阻力系数相对较大。在喷水情况下，二次风道的阻力大大增加，约为干工况下的阻力的2.5倍到3倍之间，可以看出，从上而下的水膜与水雾大大增加了二次通道的阻力。 实验系统中所使用的板式换热器在干工况下的阻力大于用大高宽比的层流理论公式的计算结果，理论值与实验值的误差介于50%到80%之间。而湿工况下的阻力也远大于干工况的阻力，在相同速度时，湿工况阻力是干工况阻力的2.5到3倍之间。根据实验结果，换热器的临界雷诺数为1200左右。 艾瑞德每种规格的板片，均具有至少两个板型，采用热混合技术，可以综合换热器的传热和压降，使其运行在最佳工作点。内旁通，双流道技术和不等流通截面积装配为两侧介质流量相差较大的工况提供了完美的解决方案。ARD艾瑞德板式换热器（江阴）有限公司艾瑞德板式换热器（江阴）有限公司板式换热器有AB系列、AM系列、AL系列、AP系列、AS系列等几大系列百余种板型。各种型号都有深波纹、浅波纹、大角度、小角度等，完全确保满足不同用户的需要，
特殊工况可按用户需要专门设计。 艾瑞德板式换热器（江阴）有限公司是专业生产可拆式板式换热器（PHE）、换热器密封垫（PHE GASKET）、换热器板片(PHE PLATE)并提供板式换热器维护服务（PHE MAINTENANCE）的专业换热器厂家。艾瑞德（ARD艾瑞德板式换热器（江阴）有限公司艾瑞德板式换热器（江阴）有限公司）在全球设有多个标准化工厂及库存中心，服务和销售网点遍布全球。 ARD艾瑞德板式换热器（江阴）有限公司拥有世界上最 先进的设计和生产技术以及最 全面的换热器专业知识，一直以
换热器
3.3 换热器选择 3.3.1 换热器的类型 换热器种类很多，按热量交换原理和方式，可分为混合式、蓄热式和间壁式三类。其中间壁式换热器按传热面的形状和结构可分为：管壳式、板式、管式、液膜式、板壳式与热管。目前，在换热设备中，使用量最大的是管壳式换热器。 管壳式换热器又称列管式换热器，该类换热器具有可靠性高、适应性广等优点，在各工业领域中得到最广泛的应用。近年来，尽管受到了其他新型换热器的挑战，但反过来也促进其自身的发展。在换热器向高参数、大型化发展的今天，管壳式换热器仍占主导地位。 列管式换热器可根据其结构特点，分为固定管板式、浮头式、U形管式、填料函式和釜式重沸器五类。各类换热器特性如下表。 表3-1 各类换热器特性 3.3.2 换热器选型原则
换热器选型时需要考虑的因素很多，主要是流体的性质；压力、温度及允许压力降得范围；对清洗、维修的要求；材料价格；使用寿命等。本项目选用目前应用最广泛的列管式换热器。 列管式换热器中常用的是固定管板式和浮头式两种。一般要根据物流的性质、流量、腐蚀性、允许压降、操作温度与压力、结垢情况和检修清洗等要素决定选用列管换热器的型式。从经济角度看，只要工艺条件允许，应该优先选用固定管板式换热器。但遇到以下两种情况时，应选用浮头式换热器。 ①壳壁与管壁的温差超过70℃；壁温相差50～70℃。而壳程流体压力大于 0.6MPa时，不宜采用有波形膨胀节的固定管板式换热器。 ②壳程流体易结垢或腐蚀性强时不能采用固定管板式换热器。 综合考虑本次设计任务及制造、经济等个方面，本次设计主要采用浮头式和固定管板式换热器。 3.3.3换热管规格选择 ①管子的外形：列管换热器的管子外形有光滑管和螺纹管两种。一般按光滑管设计。当壳程膜系数低，采取其他措施效果不显著时，可选用螺纹管，它能强化壳程的传热效果，减少结垢的影响。 ②管子的排列方式：相同壳径时，采用正三角形排列要比正方形排列可多排布管子，使单位传热面积的金属耗量降低。一般壳程流体不易结垢或可以进行化学清洗的场合下，推荐用正三角形排列。必须进行机械清洗的场合，则采用正方形排列。 ③管子直径：管径越小换热器越紧凑、越便宜。但管径越小换热器压降越大。越大，为了满足允许的压力降一般选用Ф19mm的管子。对于易结垢的物料，为方便清洗，采用外径为25mm的管子。对于有气液两相流的工艺物流，一般选用较大的管径。直径小的管子可以承受更大的压力，而管壁较薄，有利传热；相同的壳径，可以排较多的小管子，使传热面积增大，单位传热面积的金属耗量降低。所以，在管程结垢不是很严重，又允许压力降较高的情况下，采用Φ19mm×2mm 的管子是合理的。 ④管长：无相变换热时，管子较长，传热系数增加。在相同传热面时，采用长管管程数较少，压力降小，而且每平方米传热面的比价也低。但是，管子过长
提高换热效率的方法
提高换热效率的方法 随着板式换热器技术日益成熟，其传热效率高，体积小，重量轻，污垢系数低，拆卸方便，板片品种多，适用范围广，在供热行业得到了广泛应用。 同时，提高板式换热器的效能是一个综合经济效益问题，应通过技术经济比较后确定。提高换热器的传热效率和降低换热器的阻力应同时考虑，而且应合理选用板片材质和橡胶密封垫材质及安装方法，保证设备安全运行，延长设备使用寿命。 1、提高传热效率 板式换热器是间壁传热式换热器，冷热流体通过换热器板片传热，流体与板片直接接触，传热方式为热传导和对流传热。提高板式换热器传热效率的关键是提高传热系数和对数平均温差。 ①提高换热器传热系数只有同时提高板片冷热两侧的表面传热系数，减小污垢层热阻，选用热导率高的板片，减小板片的厚度，才能有效提高换热器的传热系数。 a．提高板片的表面传热系数 由于板式换热器的波纹能使流体在较小的流速下产生湍流(雷诺数一150时)，因此能获得较高的表面传热系数，表面传热系数与板片波纹的几何结构以及介质的流动状态有关。板片的波形包括人字形、平直形、球形等。经过多年的研究和实验发现，波纹断面形状为三角形(正弦形表面传热系数最大，压力降较小，受压时应力分布均匀，但加工困难的人字形板片具有较高的表面传热系数，且波纹的夹角越大，板间流道内介质流速越高，表面传热系数越大。 b．减小污垢层热阻 减小换热器的污垢层热阻的关键是防止板片结垢。板片结垢厚度为1 mm 时，传热系数降低约10%。因此，必须注意监测换热器冷热两侧的水质，防止板片结垢，并防止水中杂物附着在板片上。有些供热单位为防止盗水及钢件腐蚀，在供热介质中添加药剂，因此必须注意水质和黏性药剂引起杂物沾污换热器板片。如果水中有黏性杂物，应采用专用过滤器进行处理。选用药剂时，宜选择无黏性的药剂。 c．选用热导率高的板片
(完整word版)换热器设计计算
换热器设计计算步骤 1. 管外自然对流换热 2. 管外强制对流换热 3. 管外凝结换热 已知：管程油水混合物流量 G ( m 3/d)，管程管道长度 L (m)，管子外径do (m)， 管子内径di (m)，热水温度 t ℃， 油水混合物进口温度 t 1’, 油水混合物出口温度 t 2” ℃。 1. 管外自然对流换热 1.1 壁面温度设定 首先设定壁面温度，一般取热水温度和油水混合物出口温度的平均值，t w ℃， 热水温度为t ℃，油水混合进口温度为'1t ℃，油水混合物出口温度为"1t ℃。 "w 11 t ()2 t t =+ 1.2 定性温度和物性参数计算 管程外为水，其定性温度为1()K -℃ 21 ()2 w t t t =+ 管程外为油水混合物，定性温度为'2t ℃ ''"2111 ()2t t t =+ 根据表1油水物性参数表，可以查得对应温度下的油水物性参数值 一般需要查出的为密度ρ (3/kg m ),导热系数λ(/())W m K ?，运动粘度2(/)m s ，体积膨胀系数a 1()K -，普朗特数Pr 。
表1 油水物性参数表 水 t ρ λ v a Pr 10 999.7 0.574 0.000001306 0.000087 9.52 20 998.2 0.599 0.000001006 0.000209 7.02 30 995.6 0.618 0.000000805 0.000305 5.42 40 992.2 0.635 0.000000659 0.000386 4.31 50 998 0.648 0.000000556 0.000457 3.54 60 983.2 0.659 0.000000478 0.000522 2.99 70 997.7 0.668 0.000000415 0.000583 2.55 80 971.8 0.674 0.000000365 0.00064 2.21 90 965.3 0.68 0.000000326 0.000696 1.95 100 958.4 0.683 0.000000295 0.00075 1.75 油 t ρ λ v a Pr 10 898.8 0.1441 0.000564 6591 20 892.7 0.1432 0.00028 0.00069 3335 30 886.6 0.1423 0.000153 1859 40 880.6 0.1414 9.07E-05 1121 50 874.6 0.1405 5.74E-05 723 60 868.8 0.1396 3.84E-05 493 70 863.1 0.1387 0.000027 354 80 857.4 0.1379 1.97E-05 263 90 851.8 0.137 1.49E-05 203 100 846.2 0.1361 1.15E-05 160 1.3 设计总传热量和实际换热量计算 0m v Q Cq t Cq t ρ=?=?v v C q t C q t αρβρ=?+?油油水水 C 为比热容/()j kg K ?，v q 为总体积流量3 /m s ，αβ分别为在油水混合物中 油和水所占的百分比，t ?油水混合物温差，m q 为总的质量流量/kg s 。 实际换热量Q 0Q Q *1.1/0.9= 0.9为换热器效率，1.1为换热余量。 1.4 逆流平均温差计算
4-4-传热过程计算
知识点4－4 传热过程计算 【学习指导】 1．学习目的 通过本知识点的学习，掌握换热器的能量衡算，总传热速率方程和总传热系数的计算。在传热计算的两种方法中，重点掌握平均温度差法，了解传热单元数法及应用场合。 2．本知识点的重点 换热器的能量衡算，总传热速率方程和总传热系数的计算，用平均温度差法进行传热计算。 3．本知识点的难点 传热单元数法。 4．应完成的习题 4-4 在某管壳式换热器中用冷水冷却热空气。换热管为φ25×2.5 mm的钢管，其导热系数为45 W/(m·℃)。冷却水在管程流动，其对流传热系数为2600 W/(m2·℃)，热空气在壳程流动，其对流传热系数为52 W/(m2·℃)。试求基于管外表面积的总传热系数以及各分热阻占总热阻的百分数。设污垢热阻可忽略。 4-5 在一传热面积为40m2的平板式换热器中，用水冷却某种溶液，两流体呈逆流流动。冷却水的流量为30000kg/h，其温度由22℃升高到36℃。溶液温度由115℃降至55℃。若换热器清洗后，在冷、热流体量和进口温度不变的情况下，冷却水的出口温度升至40℃，试估算换热器在清洗前壁面两侧的总污垢热阻。假设： （1）两种情况下，冷、热流体的物性可视为不变，水的平均比热容为4.174 kJ/(kg·℃)； （2）两种情况下，αi、αo分别相同；
（3）忽略壁面热阻和热损失。 4-6 在套管换热器中用水冷却油，油和水呈并流流动。已知油的进、出口温度分别为140℃和90℃，冷却水的进、出口温度分别为20℃和32℃。现因工艺条件变动，要求油的出口温度降至70℃，而油和水的流量、进口的温度均不变。若原换热器的管长为1m，试求将此换热器管长增至若干米后才能满足要求。设换热器的热损失可忽略，在本题所涉及的温度范围内油和水的比热容为常数。 4-7 冷、热流体在一管壳式换热器中呈并流流动，其初温分别为32℃和130℃，终温分别为48℃和65℃。若维持冷、热流体的初温和流量不变，而将流动改为逆流，试求此时平均温度差及冷、热流体的终温。设换热器的热损失可忽略，在本题所涉及的温度范围内冷、热流体的比热容为常数。 4-8 在一管壳式换热器中，用冷水将常压下的纯苯蒸汽冷凝成饱和液体。已知苯蒸汽的体积流量为1600 m3/h，常压下苯的沸点为80.1℃，气化潜热为394kJ/kg。冷却水的入口温度为20℃，流量为35000kg/h，水的平均比热容为4.17 kJ/(kg·℃)。总传热系数为450 W/(m2·℃)。设换热器的热损失可忽略，试计算所需的传热面积。 4-9 在一传热面积为25m2的单程管壳式换热器中，用水冷却某种有机物。冷却水的流量为28000kg/h，其温度由25℃升至38℃，平均比热容为4.17 kJ/(kg·℃)。有机物的温度由110℃降至65℃，平均比热容为1.72 kJ/(kg·℃)。两流体在换热器中呈逆流流动。设换热器的热损失可忽略，试核算该换热器的总传热系数并计算该有机物的处理量。 4-10 某生产过程中需用冷却水将油从105℃冷却至70℃。已知油的流量为6000kg/h，水的初温为22℃，流量为2000kg/h。现有一传热面积为10 m2的套管式换热器，问在下列两种流动型式下，换热器能否满足要求： （1）两流体呈逆流流动； （2）两流体呈并流流动。 设换热器的总传热系数在两种情况下相同，为300 W/(m2·℃)；油的平均比热容为1.9 kJ/(kg·℃)，水的平均比热容为4.17kJ/(kg·℃)。热损失可忽略。
板式换热器效率提升方法
板式换热器是一种间壁传热式换热器，它是通过换热器板片来传热的，在它的冷流体和板片接触的时候，通过热传导或者对流传热的方式。此外，提高传热系数和对数平均温差能够有效的提高了板式换热器传热的效率。 板式换热器 1、提高换热器传热系数只有同时提高板片冷热两侧的表面热系数，减小垢层热阻，选用热导率高的板片，减小板片的厚度，才能有效提高换热器的传热系数。 （1）提高板片的表面传热系数 （2）减小污垢层热阻 （3）减小板片厚度 2、提高对数平均温差 板式换热器流型有逆流、顺流和混合流型。在相同工况下，逆流时对数平均温差最大，顺流时最小，混合流型介于二者之间。 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。
盘管换热器相关计算
创作编号：BG7531400019813488897SX 创作者： 别如克* 一、铜盘管换热器相关计算 条件：600kg 水 6小时升温30℃ 单位时间内换热器的放热量为q q=GC ΔT=600*4.2*10^3*30/(6*3600)= 3500 w 盘管内流速1m/s ，管内径为0.007m ，0.01m ， 盘管内水换热情况： 物性参数： 40℃饱和水参数。 黏度—653.3*10^-6 运动黏度—0.659 *10^-6 普朗特数—4.31 导热系数—63.5*10^2 w/(m. ℃) 求解过程： 盘管内平均水温40℃为定性温度时 换热铜管的外径，分别取d1=0.014m d2=0.02m 努谢尔特准则为 0.4 f 8.0f f Pr 023Re .0*2.1Nu =＝1.2*0.023*21244.310.84.310.4=143.4 （d1） 0.4 f 8.0f f Pr 023Re .0*2.1Nu =＝1.2*0.023*30349.010.84.310.4=190.7 （d2） 管内对流换热系数为 l Nu h f f i λ?= =143.4*0.635/0.014=6503.39 （d1） l Nu h f f i λ?= =190.7*0.635/0.02=6055.63 （d2） 管外对流换热系数
格拉晓夫数准则为（Δt=10） 23/υβtd g Gr ?==9.8*3.86*10^-4*10*.0163/(0.659*10^-6)2=356781.6 （d1） 23/υβtd g Gr ?==9.8*3.86*10^-4*10*.0223/(0.659*10^-6)2=927492.9（d2） 其中g=9.8 N/kg β为水的膨胀系数为386*10^-6 1/K 自然对流换热均为层流换热（层流范围：Gr=10^4~5.76*10^8） 25 .023w w Pr t g l 525.0Nu ? ??? ????=να=0.525(356781.6*4.31)0.25=18.48755 （d1） 25 .023w w Pr t g l 525.0Nu ??? ? ????=να=0.525(927492.9*4.31)0.25=23.47504 （d2） 其中Pr 普朗特数为4.31 对流换热系数为 d Nu m λ α= =18.48755*0.635/0.014=838.5422 （d1） d Nu m λ α= =23.47504*0.635/0.014=677.5749 （d2） 其中λ为0.635w/(m. ℃) .传热系数U λ δ++=o i h 1h 1U 1=1/6503.39+1/838.5422+1/393=0.003891 U=257.0138 （d1） λ δ++=o i h 1h 1U 1=1/6055.63+1/677.5749+1/393=0.004186 U=238.9191 （d2） h i －螺旋换热器内表面传热系数 J /㎡·s ·℃ 创作编号：BG7531400019813488897SX 创作者： 别如克*