发布时间：2024-01-17 来源：火狐官方下载苹果ios

  免费在线 板片式换热器的学术背景及意义 目前板片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。 1878 年德国人发明了板片式换热器，现在通常都称作板式换热器， 它经过了 50 余年的发展，至 20 世纪 30 年代，由薄金属板压制的板片组装而成的板式换 热器问世，并将该换热器应用于工业中，显示出了优异的性能，从此就迅速地得到了广泛 的推广应用，成为紧凑、高效的换热设备之一。 板片式换热器是以波纹板为传热元件的新型高效换热器。国外早在 20 世纪 20 年代就 作为工艺设备引入食品制造业， 40— 50 年代初开始用于化工领域。近十年来，板片式换热器 发展很迅速，现已大范围的使用在食品、制药、合成纤维、石油化学工业、动力机械、船舶、动力、 2 2 供热等各行业。目前我国的板式换热器工厂，可制造单板传热面积从 0.042m 至 1.32m ， 波纹形式为水平平直波纹、人字形波纹、球形波纹、锯齿形波纹、竖直形波纹的板式换热 器。 由于板片式换热器在制造上和使用上都有一些独特之处，所以在工业上一经使用成功 之后就发展非常迅速。到本世纪四十年代，已经有几个国家好几个厂生产出许多种不一样的形状和 不一样的尺寸的板片。至于现在，世界上能生产板式换热器的工厂已经很多了，主要的生产厂 不下三、四十个。几个主要生产厂一般都有该厂独特的板片波形。一般一个厂只生产有限 几种尺寸的板片。然后组装成换热面积大小不同的换热器。因为从设计到制造成功一定波 形的板片需要有较大的投资和较长的时间，所以一般生产工厂不轻易改变板片的波形。 早期的板片式换热器大都用于食品制造业，如牛奶、蛋液、啤酒等的工艺流程中。这是 由于早期扳片的单板面积较小，不能组成单台面积较大的换热器，所以只能用于处理物料 流量较小的场合，随着单板面积的增大，能组成的单台板式换热器的面积也相应增大。现 在各制造厂竞相增大单板面积和组成大型的板式换热器。 板片式换热器今后的发展的新趋势是：提高操作温度和操作压力，加大处理量，扩大使用 范围，研制采用新的结构材料的制造工业，而研制新的垫片材料易提高其使用温度和使用 压力，将是其中的重点。 虽然板片式换热器有很多优点，而其现在发展非常迅速，但它们在结构与制造上尚存在问 题。随着科学技术的快速的提升，板式换热器正逐渐完备，应用也日趋广泛。 21 世纪我国的能源形势是紧张的， 我国和世界的能源消耗随着人口的增长和工业化的 进展将会迅速增加；现在我们利用的主要一次能源（煤炭、石油、天然气和核能）之中， 除煤炭之外，其余三项已逐渐枯竭，其价格不可避免将持续增长；目前尚未曾发现能替代 石油、天然气、核能的一次能源，作为有效替补的能源有太阳能和热核反应，但前者成本 费高，后者尚有许多实质的问题没解决， 尚不能够达到实用阶段； 为了控制地球温室效应， 化石燃料的使用受到了各国舆论的强烈反对。综上所述，在 21 世纪的上半个世纪之间， 1 作为解决我国能源和环境问题的重要措施之一是如何有效地利用好一次能源，其中主要研 究的内容是从一次能源转移至二次能源、三次能源的高效率化；各阶段利用技术的先进性 和效率的提高；需求的平衡和能源的供给、消耗系统的改善等。上述所说内容的实质是热 技术，当分析各项技术时，我们将发现，换热技术是关键工艺之一。 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。 1.2 我国设计制造应用情况 我国板片式换热器的研究、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 0.522m 的水平平直波纹板片的板片式 换热器， 这是我国首家生产的板片式换热器， 供造纸厂、 维尼纶厂等使用。 八十年代初期， 该厂又引进了 W.Schmidt 公司[6] 的板片式换热器制造技术，增加了板片式换热器的品种。 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 0.32m）的板 片式换热器，这对于我国板片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片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、 板片式换热器的应用等方面做了讨论， 促进了我国板片式换热器的发展。 国家石油钻采炼化设备质量监测中心还对板片式换热器的性能进行了大量的测定。 河北工学院就板片式换热器的流体阻力问题进行了研究，认为只有当板片两侧的压差 相等或压差很小时，板片以自身的刚性使板间距保持在设计值上，否则板片会发生变形， 致使板间距发生明显的变化，出现受压通道和扩张通道。其次，他们把板片式换热器的流体阻力 分解为板间流道阻力和角孔流道阻力（包括进、出口管）进行整理，得到一种新的流体阻 力计算公式。 天津大学对板片式换热器的两相流换热及其流体主力计算进行了大量的研究，得出考 虑因素比较全面的换热计算公式。近年来，研制了非对称型的板片式换热器，进行了国产 板式换热器的性能测定及优化设计等工作。 华南理工大学、大连理工大学等高等院校和科研单位，也对板式换热器的换热、流体 阻力理论或工程应用方面作了很多有益的工作。 进入二十一世纪以来，我过的板式换热器研究取得了长足的进步，在借鉴国外先进经 验的同时，也逐渐形成了自己的一套设计开发模式，与世界领先技术的差距进一步缩小。 我国板式换热器的制造厂家有四五十家、年产各种板式换热器数千台计，但我国的板式 换热器的应用远不及国外，这与人们对板式换热器的了解程度、使用习惯以及国内产品的 水平有关。七十年代，板式换热器主要使用在于食品、轻工、机械等部门；八十年代也仅仅 是应用到民用建筑的集中供热；八十年代中期开始，在化工工艺流程中较苛刻的场合也出 现了板式换热器的身影。由于人们对板式换热器工作原理、热力计算、校验等不熟悉的原 因，使得板式换热器在开发到应用的时间跨度上，花费了较多的时间。 1.3 国外著名厂家及其产品 现在，世界上各工业发达国家都制造板式换热器，其产品销往世界各地。最著名的厂 家有英国 APV 公司、瑞典 ALFA-LA VAL 公司、德国 GEA 公司、美国 OMEXEL 公司、日 本日阪制作所等。 （1）英国 APV 公司。APV 公司的 Richard Seligman博士于 1923年就成功设计了第一 台工业性的板式换热器。其在国外有 20 个联合公司，遍及美、德、法、日、意、加等国。 Seligman 设计的板式换热器板片为塞里格曼沟道板。 三十年代后期， 英国人 Goodman 提出 的阶梯形断面的平直波纹，性能并不十分优越。目前 APV 公司生产的板式换热器波纹多 2 3 属人字形波纹，最大单板换热面积为 2.2m ，单台换热器最大流量为 2500m /h 。换热器最 2 高使用温度为 260℃、最大使用压力为 2.0MPa、最大的单台换热面积为 1600m 。APV 公 司换热器产品情况 [3] 如表 1-1： 表 1-1 APV 公司主要的板片式换热器 Tab.1-1 The company APV plate heat exchanger 最高工作所承受的压力 单板传热面积 板片外观尺寸 长管尺寸 板式换热器型 单台最多板片 长 X 宽 号 数 （MPa ） （m2 ） （mmXmm ） （mm ） SR1 1.03 0.0258 570X210 150 38 HMB 0.69 0.34 1114X318 187 51 SR35 1.55 0.34 1152X392 414 75 R40 1.37 0.38 1150X445 409 10275，127，152 R55 2.06 0.52 1156X416 362 102 R56 0.93 0.52 1156X416 350 102 R106 0.69 1.078 1984X712 427 300 R235 0.83 2.2 2739X1107 729 400 3 （2 ）ALFA-LA VAL 公司。 ALFA-LA VAL 公司制造的板式换热器，其销售遍布 99 个国 家，从该公司于 1930 年生产的第一台板式巴氏灭菌器开始，已有 60 多年的历史。公司在 1960 年就采用了人字形波纹板片； 1970 年发展了钉焊板式换热器； 1980 年对叶片的边缘 做了改造，以增强抗压能力。该公司的标准产品性能 [12] ：最高工作所承受的压力 2.5MPa；最高工 3 2 作温度 250℃；最大单台流量 3600m /h ；总传热系数 3500-7500W/ （m ·K ）；每台换热面 2 积 0.1-2200m ；最大接管尺寸 450mm。 （3 ）GEA AHLBORN 公司。该公司现在存在 Free-Flow 和 Varitherm 两个系列产品。前者 抗压能力差，后者为人字形波纹片。 Free-Flow 为弧形波纹板片，其结构特殊，板片的断面 是弧状，而且分割成几个独立的流道，相邻两板波纹之间无支点，靠分割流道的垫片作支 撑，以抗压力差。显而易见，这种板片的承压能力会比较低。 Varitherm 为人字形波纹板片，一 般情况下， 同一外形尺寸和垫片中心线位置的板片， 有纵向人字形和横向人字形两种形式。 [12] GEA AHLBORN 的板式换热器技术特性如表 1-2 ： 表 1-2 GEA AHLBORN 公司主要板片式换热器技术特性 Tab.1-2 GEA AHLBORN companys main technical characteristics of plate heat exchanger 板片 最高工作 最高工作 最大流量 型号 波纹形式 外形尺寸 单板换热 压力 温度 长 X 宽 面积 （mm ） （m2 ） （MPa ） （℃） （m3/h ） 157 一列弧形 670X250 0.0915 - - 5 free-Flow 159 二列弧形 1065X330 0.292 - - 15 161 三列弧形 - 0.54 - - 30 4P 纵人字形 510X128 0.00112 2.5 260 15 10 纵人字形 781X213 0.115 1.6 250 35 20 纵 /横人字 992X336 0.26 1.6 250 100 形 40 纵 /横人字 1392X424 0.46 1.6 250 220 Varitherm 形 402 纵 /横人字 654X424 0.148 1.6 250 220 形 405 纵 /横人字 1091X424 0.80 1.6 250 220 形 （4 ）W.Schmidt 公司。公司早期生产截球形波纹片（ sigma-20），因性能欠佳已不再生 产。该公司的 Sigma 板片，除小面积的为水平平直波纹外，都为人字形波纹，而且同一单 板面积和同一外形尺寸、 垫片槽尺寸的板片有两种人字角的人字形波纹， 增加了组合形式， 以适应各种工况的需要。 W.Schmidt 公司的板式换热器，一般工作压力为 1.6MPa，最小的 2 2 单板换热面积为 0.035m 、最大的单板换热面积为 1.55m 。 （5 ）HISAKA （日阪制作所）公司。在 1954 年，公司研究成功 EX-2 型板片；现在， [12] 该公司有水平平直波纹板和人字形波纹板两种。其板式换热器技术特性见表 1-3 ： 表 1-3 HISAKA 公司板片式换热器技术特性 Tab.1-3 HISAKA company technical characteristics of plate heat exchanger 单位换热面积 处理量 最高工作压 最高工作温 最大单台换 型号 （m2） （m3/h ） 力（ MPa ） 度（℃） 热面积 （m2 ） EX-1 0.157 23 0.4 200 15 水平平直波 EX-15 0.314 140 1.2 200 60 纹板片 EX-16 0.55 240 1.2 200 150 EX-11 0.71 460 1.2 200 150 EX-12 0.8 883 1.0 200 260 UX-01 0.087 36 1.5-2.0 200 5 UX-20 0.375 140 1.5-2.0 200 100 人字形波纹 UX-40 0.76 540 1.5-1.8 200 250 板片 UX-60 1.16 900 1-3 200 500 UX-80 1.70 1520 1-3 200 800 1.4 板片式换热器的国内研究进展 我国板式换热器的研究，设计，制造始于 20 世纪 60 年代。 1965 年，兰州石油化工机 2 械厂设计、 制造了单板换热面积为 0.52m 的水平平直波纹板片的板式换热器， 这也是我国 生产的第一台板式换热器， 供造纸厂、维尼纶厂使用。 80 年代初期， 该厂又引进 W.Schmidt 公司的板式换热器制造技术，增加了产品的品种。 1967 年，兰州石油机械研究所不同波纹 板片做了对比实验，肯定了人字形波纹的优点，并在 1971 年制造了我国第一台人字形波 2 纹板片的板式换热器，单片换热面积为 0.3m ，这对我国板式换热器采用波纹形式的决策 起了重要作用。 国内许多学者对板式换热器也进行了一系列的研究。 如赵镇南对板式换热 器速度场进行了研究， 他发现了板式换热器速度场的流动情况与 W.Fouke 所研究的相一致。 在他的文献中，赵镇南还结合实验数据阐明了板式换热器人字形波纹板间的流动方式以及 波纹倾角对换热器性能的重要影响，并得到以下结论： （1）人字波纹的倾斜角是影响板式换热器性能最重要的一个几何参数，它通过改变 流动状态来影响板片通道的传热和阻力特性； （2 ）在相同雷诺数和波纹参数下，大倾角板片的传热和阻力降均高于小倾角板片， 但在相同的通道阻力降下则无论大、小倾角，传热速率都基本相等； （3 ）对板式换热器的具体工程应用要力争达到换热、流量和阻力降三者之间的良好 匹配。许淑惠、周明连等对板式换热器进行压力分布和阻力特性进行了研究，他们通过两 5 种形式板片的实验给出不同雷诺数下两种板型：不同雷诺数下的压差分布及各种通道中的 流阻与比数的关系式，同时运用流型显示的方法揭示影响板式换热器入口流体分布和压力 损失的原因。此外，周明连通过比较两种板式换热器发现：具有相同波纹槽道的板式换热 器在流阻和传热方面有较大差距，通过流型观测发现板式热交换器的流量分布不均，偏流 的存在降低了板式热交换器的性能，增大了流阻；同时在测试压力降的基础上提出单元流 路分析的原理和方法，该方法能定量计算板武热交挟器内的流量分布。天津大学赵镇南根 据联箱和分流联葙流量分布解，对流量非均匀分布导致板式换热器单相液一寝换热和冷凝 换热时的传热性能变化作了模拟计算和深入分析，指出单相换热时，若冷、热流体进出口 位于同一测，各分支通道的传热量严重不均匀，但整机总传热量变化不大；当进出口分别 位于换热器两侧时，传热分布的非均匀性会明显改善，但总传热量会比流量均匀分布时明 显降低；作为冷凝器使用时，流量的非均匀分布同样导致其传热性能的变化，这时热负荷 的分布状况将王要受允许压降分配规律的制约。此外，国内一些学者采用染色示踪往对人 字形波纹槽道和斜波纹槽道进行了流型观察，得到一些有益结论。对传热单元的传热实验 Sparrow 采用的是恒壁温加热法， 但国内的实验技术较难实现， 一般呆用大电流恒热 流法。在湍流换热状态下，两者区别不大，后者更接近实际。采用局部组合通道内的可视 化及传热机理研究方法来推算整个板片的传热及流阻特性对开发板片有一定的指导意义。 1.5 产品质量及产生的问题 板片式换热器的零部件品种少，标准化、通用化程度高，所以制造工艺很容易实现规 范化。 国外大型的板片式换热器制造厂都有自己的质量标准，但均不公开对外。目前尚无板 式换热器制造的国际标准或通用的先进标准。这就给产品的质量控制带来了问题。 我国根据自己的生产、使用实践，并分析了国外产品的质量，制定了专业标准，即： ZBJ74001-87 《可拆卸板式换热器技术条件》 、JB/TQ540-87 《可拆卸板式换热器性能测试 方法》、JB/TQ538-87 《可拆卸板式换热器质量分等》 。适用于轻工、医药、食品、石油、 化工、机械、冶金、矿山、电力及船舶等部门。 综上所述，对板片式换热器的主要制造技术要求是： （1）制造材料 我国板片式换热器主要零部件的制造材料参见表 1-6 （2 ）板片质量 ①表面不允许超过厚度公差的凹坑、划伤、压痕等缺陷，冲切毛刺必须清除干净。 ②食品工业用的板片，冲压后其工作表面的粗糙度应不低于原板材。 ③波纹深度偏差应不大于 0.20mm，垫片槽深度偏差也不应大于 0.20mm。 ④成型减薄量应不大于原实际板厚的 30%。 ⑤任意方向的基面平行度不大于 3/1000mm 。 （3 ）垫片质量 2 ①表面不允许有面积大于 3mm 、深度大于 1.5mm 的气泡、凹坑及其它影响密封性能 的缺陷。 ②垫片横截面应色泽均一，不应有机械杂质、气泡等缺陷。 （4 ）换热性能 板片的性能，在水—水换热、逆流运行、热侧定性温差为 40℃、两侧流速为 0.5m/s 2 条件下的总传热系数，对水平平直波板片，应大于 2210W/ （m ·K ）；对于人字形波纹板 片，应大于 2908W/ （m2 ·K ）。 （5 ）液压试验 以水为实验液体，两侧应分别进行单侧压力试验，试验压力为 1.25 倍设计压力。试压 后应排除积水，吹干或晾干，然后再夹紧。 7 2 板片式换热器的基本构造 2.1 板片式换热器的基本构造 板片式换热器的结构相对于板翅式换热器、壳管式换热器和列管式换热器比较简单， 它是由板片、密封垫片、固定压紧板、活动压紧板、夹紧螺柱和螺母、上下导杆、前支柱 等零部件所组成，板片式换热器基本构造如图 2-1 所示。 图 2-1 板式换热器的基本构造 Fig.2-1 The basic structure of the plate heat exchanger 2.2 流程组合 为了使流体在板束之间按一定的要求流动，所有板片的四角均按要求冲孔，垫片按要 求粘贴，然后有规律地排列起来，形成流体的通道，称为流程组合。 （图 2-2 [a] 、[b] 、[c] 是典型的排列方式）板束中板片的数量和排列方式，由设计确定。从图可见，垫片不仅起 到密封作用，还起到流体在板间流动的导向作用。流程组合就是板片数量和排列方式的有 机组合，并以数学形式表示为： M 1 N1 M 2 N 2 M i Ni （2-1） m1 n1 m2 n2 mi ni 式中： M 1、M2 …M i—指从固定压紧板开始，甲流体侧流道数相等的流程数； N1、N2…Ni—M 1、M2 …Mi 中的流道数； M 1、 m2 、mi—指从固定压紧板开始，乙流体侧流道数相等的流程数； n 、n 、n — m 、 m 、m 中的流道数。 1 2 i 1 2 i 图 2-2 流程组合形式 Fig. 2-2 Process combination 本设计选用多流程，混联式流程组合进行设计计算。 2.3 框架型式 板片式换热器的框架多种多样， 板式换热器的框架多种多样，如图 2-3 所示，其中尤 以（a）、（b）、更为常用。应用于乳品等食品行业中的板式换热器，常有两种以上的介质换 热，所以要设置中间隔板，中间隔板的数量视换热介质的数量而定 （a）普通式； （b）悬挂式； （c ）顶杆式； （d ）带中间隔板式； （e）活动压紧板落地式； 由于压力不高，仅有两种介质进行换热， 本设计采用普通式无中间隔板的框架形式。 9 图 2-3 板式换热器框架结构 Fig.2-3 Frame plate heat exchanger 2.4 板片 板片是传热元件，一般由 0.6～0.8mm 的金属板压制成波纹状，波纹板片上贴有密封 垫圈。板片按设计的数量和顺序安放在固定压紧板和活动压紧板之间，然后用压紧螺柱和 螺母压紧，上、下导杆起着定位和导向作用。固定压紧板、活动压紧板、导杆、螺柱、螺 母、前支杆可统称为板片式换热器的框架；众多的板片、垫片可称为板束。分析以上的结 构和零部件的组成，可见其零部件品种少，且通用性极强，这十分有利于成批生产及使用 维修。 板片是板片式换热器的核心元件，冷、热流体的换热发生在板片上，所以它是传热元 件，此外它又承受两侧的压力差。从板式换热器出现以来，人们构思出各种形式的波纹板 片，以求得换热效率高、流体阻力低、承压能力大的波纹板片。 2.4.1 常用形式 板片按波纹的几何形状区分，有水平平直波纹、人字形波纹、斜波纹等波纹板片；按 流体在板间的流动形式区分，有管状流动、带状流动、网状流动的波纹板片。 常用板片如 2-4 所示： 板片有不同的结构形状 ,但其共同点都具有以下几点： a.强化传热的凹凸形波纹； b.用以安装密封垫片的密封槽； c.介质进、出口； d.板片悬挂装置； e.保证密封垫片压紧对中的定位缺口； f. 板片组装后保持流道一定间隙、并使流层“网状”化的触点，可使板片在两侧介质 有压差情况下减少板片的变形； g.使介质能均匀沿板片流道宽度分布的导流槽。 波纹板截面有呈三角形和梯形。实验表明，三角形截面波纹板比梯形截面波纹板的给 热系数高。 图 2-4 两种常用板片示图 （a）人字波纹板； （b ）水平平直波纹板 Fig.2-4 Shows two common chart sheet （a）The word corrugated board ； （b ） The level of the flat corrugated board 2.4.2 特种形式 为了适应各种工程的需要，在传统板片式换热器的基础上相继发展了一些特殊的板片 及特殊的板式换热器。 （1）便于装卸垫片的板片 （2 ）用于冷凝器的板片 （3 ）用于蒸发器的板片 （4 ）板管式板片 （5 ）双层板片 （6 ）石墨材料板片 （7 ）宽窄通道的板片 2.5 密封垫片 板片式换热器的密封垫片是一个关键的零件。板片式换热器的工作温度实质上就是垫 片能承受的温度；板式换热器的工作压力也相当程度上受垫片制约。从板式换热器结构分 2 析，密封周边的长度 （m）将是换热面积 （m ）的 6～8 倍，超过了任何其它类型的换热器。 密封垫片是板式换热器的重要构件，对它的基本要求是耐热、耐压、耐介质腐蚀。板式换 11 热器是通过压板压紧垫片，达到密封。为确保可靠的密封，必须在操作条件下密封面上保 持足够的压紧力。板式换热器由于密封周边长，需用垫片量大，在使用过程中需要频繁拆 卸和清洗，泄漏的可能性很大。如果垫片材质选择不当，弹性不好，所用的胶水不粘或涂 的不匀，都可导致运行中发生脱垫、伸长、变形、老化、断裂等。加之板片在制造过程中， 有时发生翘曲，也可造成泄漏。一台板式换热器往往由几十片甚至几百片传热板片组成， 垫片的中心线很难准，组装时容易使垫片某段压偏或挤出，造成泄漏，因此必须适当增加 垫片上下接触面积 垫片材料广泛采用天然橡胶、腈橡胶、氯丁橡胶、丁苯橡胶、丁腈橡胶、硅橡胶和氟 化橡以下，最高不超过胶等。这些材料的安全使用温度一般在 150℃以下，最高不超过 200℃ （见表2-1 ）。对橡胶垫片除要求抗介质腐蚀外，还应保证下列机械性能： （1）抗张强度： 58010Pa （2 ）相对伸长： （3 ）邵氏硬度： （4 ）永久变形： （5 ）增减量： （6 ）压缩变形： 上述橡胶垫片有不耐有机溶剂腐蚀的缺点。目前国外有采用压缩石棉垫片和压缩石棉 橡胶垫片，不仅抗有机溶剂腐蚀，而且可耐较高温度，达 360℃。压缩石棉垫片由于含橡 胶量甚少，和橡胶垫片比几乎是无弹性的，因此需要较高的密封压紧力。其次当温度升高 后，垫片的热膨胀有助于更好密封。为了承受这种较大的密封压紧力和热膨胀力，框架和 垫片必须有足够的强度。 表 2-1 垫片的材料代号 Tab.2-1 Gasket material code 垫片材料及 丁晴橡胶 三元乙橡胶 氟橡胶 氯丁橡胶 硅橡胶 石棉纤维板 代号 N E F C Q A 适合温度 -20~110 -50~150 0~180 -40~100 -65~230 20~250 ℃ 扯断强度 ≧10 - MPa 扯断伸长率 ≧120 - % 3 板片式换热器的性能特点 虽然人们进行多方研究，以求提高工作压力和工作温度，但没有获得突破；而只是在 产品大型化、使用工况多样化方面取得了一定进展，这就是现已可以制造的大型板式换热 器和采用各种耐腐蚀材料制造的板式换热器。表 3-1 列出了当前国内外板式换热器的一些 技术参数。 表 3-1 国内外板式换热器技术参数 Tab.3-1 Technical parameters domestic plate heat exchanger 项目 国外 国内 2 最大单板面积， m 4.75 2 最大单台面积， m2 2200 ~1000 最高工作压力， MPa 2.5 2.5 最高工作温度，℃ 橡胶垫片 200 200 石棉垫片 250 250 单台流量 3600 总传热系数 3500~3700 3.1 板片式换热器的主要优点 （1）传热系数高 管壳式换热器的结构，从强度方面看是很好的，但从换热角度看并不理想，因为流体 在壳程中流动时存在着折流板—壳体、折流板—换热管、管束—壳体之间的旁路。通过这 些旁路的流体，并没有充分地参与换热。而板式换热器，不存在旁路，而板片的波纹能使 流体在较小的流速下产生湍流。所以板式换热器有较高的传热系数，正常的情况下是管壳式 换热器的 3～5 倍，特别适用于迅速加热和迅速冷却的换热过程。板式换热器的板间流道， 是一个截面多变、曲折的流道 （2 ）对数平均温差大 在管壳式换热器中，两种流体分别在壳程和管程内流动，总体上是错流的流动方式。 如果进一步分析，壳程为混合流动，管程是多股流动，所以对数平均温差都应采用修正系 数。修正系数通常较小。流体在板式换热器内的流动，总体上是并流或逆流的流动方式， 其温差修正系数一般大于 0.8，通常为 0.95。 （3 ）占地面积小 板式换热器结构紧凑，单位体积内的换热面积为管壳式换热器的 2～5 倍，也不像管 壳式换热器那样需要预留抽出管束的检修场地，因此实现同样的换热任务时，板式换热器 13 的占地面积约为管壳式换热器的 1/5～1/10。 （4 ）板片式换热器的板片厚度仅为 0.4～0.8mm，管壳式换热器的换热管厚度为 2.0～ 2.5mm；管壳式换热器的壳体比板式换热器的框架重得多。在完成同样的换热任务的情况 下，板片式换热器所需要的换热面积比管壳式换热器的小。 （5 ）价格低 在使用材料相同的前提下，因为框架所需要的材料较少，所以生产成本必然要比管壳 式换热器低。 （6 ）末端温差小 管壳式换热器，在壳程中流动的流体和换热面交错并绕流，还存在旁流，而板片式换 热器的冷、热流体在板式换热器内的流动平行于换热面，且无旁流，这样使得板片式换热 器的末端温差很小，对于水—水换热可以低于 1℃ ，而管壳式换热器大约为 5℃ ，这 对于回收低温位的热能是很有利的。 （7 ）污垢系数低 板片式换热器的污垢系数比管壳式换热器的污垢系数小得多，其原因是流体的剧烈湍 流，杂质不宜沉积； 板间通道的流通死区小； 不锈钢制造的换热面光滑、 且腐蚀附着物少， 以及清洗容易。 （8 ）多种介质换热 如果板片式换热器安装有中间隔板，则一台设备可以进行三种或三种以上介质的换 热。 （9 ）清洗方便 板片式换热器的压紧板卸掉后，即可松开板束，卸下板片，进行机械清洗。 （10）容易改变换热面积或流程组合 只需要增加（或减少）板片，即可达到需要增加（或减少）的换热面积。 （11）热损失小 板片式换热器只有传热板的外壳板暴露在大气中，因此散热损失可以忽略不计，也不 需要保温措施。而管壳式换热器热损失大，需要隔热层。 （12）容量较小 是管壳式换热器的 10%～20%。 （13）不易结垢 由于内部充分湍动，所以不易结垢，其结垢系数仅为管壳式换热器的 1/3～1/10。 3.2 板片式换热器的主要缺点 （1）工作所承受的压力 单位长度的压力损失大 由于传热面之间的间隙较小， 传热面上有凹凸， 因此比传统的 光滑管的压力损失大。 板片式换热器是靠垫片进行密封的，密封的周边很长，而且角孔的 两道密封处的支撑情况较差，垫片得不到足够的压紧力，所以目前板片式换热器的最高工 作压力仅为 2.5MPa；单板面积在 1m2 以上时，其工作压力往往低于 2.5MPa。 （2 ）工作时候的温度 板片式换热器的工作温度决定于密封垫片能承受的温度。用橡胶类弹性垫片时，最高 工作温度在 200℃以下；用压缩石棉绒垫片时，最高工作温度为 250～260℃。 （3 ）固体介质 板片式换热器的板间通道很窄，一般为 3～5mm，当换热介质中含有较大的固体颗粒 或纤维物质，就容易堵塞板间通道。对这种换热场合，应考虑在入口安装过滤装置，或者 选择特殊的大间隙板式换热器。 3.3 板片式换热器与管壳式换热器的比较 各种换热器都有其优缺点，迄今为止，管壳式换热器仍是用途最广的换热器，但在某 些场合，采用板片式换热器更为优越；各类板片式换热器也各有其优缺点，表 3-2 为板片 式换热器和管壳式换热器各种性能的比较。 表 3-2 板片式换热器与管壳式换热器性能对比 Tab. 3-2 Plate heat exchangers and shell and tube heat exchanger performance comparison 项目 板片式换热器 管壳式换热器 温度交叉 能 不能 末端温差 约 1 5 多种介质操作 能 不能 管线连接 可集中在一个方位 要设在几个方位 总传热系数比 3~5 1 设备重量比 1 3~10 滞液体积 小 大 占地面积 1 2~5 变更程数 可以改变流程组合 不能 最高工作所承受的压力， MPa 2.5 取决于设计 对含颗粒较差固体 较差 可以 15 4 板片式换热器热力及相关计算 4.1 板片式换热器的设计计算概述 板片式热交换器的设计和其它热交换器的设计一样，分为设计计算和校核计算。一般 设计计算时，换热器的流程及尺寸都是待定值。介质的初温和终温、流量等则预先给定。 此外，还给定最大许用压力损失（流动阻力） 。有了这些基本数据以及流体的物理性能之 后，就可建立每段（或一台）中流体的温度变化图，并按此算出乎均温差、平均温度和每 一段中的热负荷。 然后选择一种认为合适的板片，加热侧和被加热侧的雷诺数和努塞尔数进行设计。设 计时先给定板间通道中流体的流速的一次近似值，于是可以根据选定的板型的准则方程式 计算传热系数。根据热负荷、平均温差及传热系数就可算出需要的换热面积，依此而求出 所需的板片一致。然后根据开始时所选的流速确定流体需要的总的通道横断面。这样，由 板片尺寸就可确定每一组中所需的并联通道数和每一段中的组数。每一段中的组数和每一 组中的板片数都应凑成整数。这样就可确定整个换热器中的流动系统。得到换热器设计的 第一近似方案。 有了第一方案的系统之后，就可以用相应的阻力系数和准则关系式计算出每一组和整 台换热器的阻力损失， 并与给定的压力损失作比较。 如果所得的总阻力值超过许用的数值， 则必须将流速取低一些重新计算。流速取低，将使传热系数降低，换热面积增大，每一组 中的板片数要增多，而总的组数则可能减少。新的结果再与许用阻力相比，如不合适就再 重新计算，一直到满足为止。如果所得的阻力远低于给定值，这意味着换热的效能很差， 这对应增加流体的流速，即换热器设计也须重新计算。上述方法是先作热力计算，然后定 设备结构，最后进行阻力计算。用这种方法计算板式换热器的最大缺点是没有将热力计算 和阻力计算直接联系起来；它是先假定一个流速而后进行计算。 4.2 传热过程 板片式换热器中冷、热流体之间的换热一般都是通过流体的对流换热（或相变换热） 、 垢层及板片的导热来完成的，由于参与传热的流体通常都是液体而不是气体，故不存在辐 射换热。 4.2.1 对流换热 对流和导热都是传热的基本方式。对于工程上的传热过程，流体总是和固体壁面直接 相接触的。因此，热量的传递一方面是依靠流体质点的不断运动的混合，即所谓的对流作 用；另一方面依靠由于流体和壁面以及流体各处存在温差面造成的导热作用。这种对流和 导热同时存在的过程，称为对流换热。 由于引起流体流动的原因不同而使对流换热的情况有很大的差异，所以将对流换热分 为两大类。一类是自然对流（或称自由流动）换热，即因流体各部分温度不同引起的密度 差异所产生的流动换热，如：空气沿散热器表面的自然对流换热；另一类是强制对流（或 称为强迫流动）换热，即流体在泵或风机等外力作用下流动时的换热，如：热水在泵的驱 动下，在管内流动时的换热。正常的情况下，强制流动时，流体的流速高于自由流动时，所 以强制流动的对流换热系数高。如：空气的自由流动换热系数约为 5～25 W/ （m ·℃） ， 而它的强制流动传热系数为 10～100 W/ （m ·℃）。 影响对流换热的因素很多，如流体的物性（比热容、导热系数、密度、粘度等） ，换 热器表面形状、大小，流体的流动方式，都会影响对流换热，而且情况很复杂。在传热计 [8] 算上为了方便，建立了以下的对流换热量 的计算公式（牛顿冷 却公式）： Q (t w t f )A （4-1 ） 式中 Q—换热量， kJ/h α—对流传热系数， W/ （m ·℃） 、t —分别为壁面温度与流体温度，℃ tw f 2 A —换热面积， m 由该公式可见，影响对流换热的因素都被归结到对流换热系数中，对流换热系数数值 上的大小反映了对流换热的强弱。 4.2.2 相变换热 在对流换热中发生着蒸汽的凝结或液体的沸腾（或蒸发）的换热过程，统称为相变换 热。由于在这类换热过程中，同时发生着物态的变化，情况要比单相流体中的对流换热复 杂得多，所以，相变换热问题成为一个独立的研究领域，而一般的对流换热问题也就仅指 单相流体而言。 （1）凝结换热 蒸汽和低于相应压力下饱和温度的壁面相接触，在壁面上就会发生凝结。蒸汽释放出 汽化潜热而凝结成液体，这种放热现象称为凝结换热。 按照蒸汽在壁面上的凝结形式不同，可分为两种凝结。一种为膜状凝结，即凝结液能 很好地润湿壁面，凝结液以颗粒状液珠的形式附着在壁面上，如水蒸汽在有油的壁面上凝 结情况。膜状凝结时所释放开来的潜热一定要通过凝结膜才能供给较低温度的壁面，显然， 这层液膜成为一项热阻。而珠状凝结时，换热是在蒸汽与液珠表面和蒸汽与的冷壁间 进行的，所以膜状凝结传热系数要比珠状凝结传热系数低，如：水蒸汽在大气压下，膜状 2 凝结传热系数约为 4600010 W/ （℃·m ），但是在工业过程中，一般都是膜状凝结，除非 对壁面进行预处理或在蒸汽中加入促进剂。 （2 ）沸腾换热 液体在受热情况下产生的沸腾或蒸发吸热过程，称为沸腾换热，这是一种流体由液相 转变为气相的换热过程。 液体在受热表面上的沸腾可分为大空间沸腾（池沸腾）和有限空间沸腾（强迫对流沸 17 腾）。不论哪种沸腾，又都有过冷沸腾和饱和沸腾之分。过冷沸腾是在液体主流温度不高于 相应压力下的饱和温度而加热壁面温度已超过饱和温度的条件下所发生的沸腾现象。饱和 沸腾则是液体的主流温度超过了饱和温度，从加热壁面产生的气泡不再被液体重新凝结的 沸腾。 4.2.3 导热 在板片式换热器中，板片及垢层的传热均属于导热。由于板片及垢层的厚度和板面尺 寸相比很小，所以导热过程可认为是沿厚度方向的一维导热，其计算公式为： Q A t （4-2 ） 式中： Q—换热量， kJ/h λ—对流传热系数， W/ （m ·℃） t —壁面温度与流体温度 ,℃ 2 A —换热面积， m 4.3 热力计算 热力计算的目的是使所设计的换热器在服从传热方程式的基础撒谎能够很好的满足热负 荷所应具有的换热面积、传热系数、总传热系数、平均温差等综合方面的计算。 4.4 一般设计的基本要求 （1）板间流速 流体在板间流动，其流速是不均匀的，在主流线上的流速，约为平均流速的 4～5 倍， 在一个流程内每个流道的流速也不均匀（见图 4-1）。为使流体在板间流动时，处于充分的 湍流状态， 宜取板间的平均流速 0.3～0.8m/s。流速低于 0.2m/s 时流体就达不到湍流状态且 会形成较大的死角区， 流速过高则会导致阻力降剧增。 具体设计时， 可以先确定一个流速， 计算其阻力降是否在给定的范围内；也可按给定的压力降求出流速的初选值。在阻力降容 许的情况下取大值，以提高对流传热膜系数，从而减小换热面积，节省设备投资。 （2 ）流程组合 一般来说，对于一般对称型流道的板式换热器，两流体的体积流量大致相当时，应尽 可能按等程布置；如果两侧流量相差悬殊时，则流量小的一侧可采取多流程布置。程数宜 少，冷、热介质等程，逆向流动布置，这样的流程组合，温差修正系数较大。 （见图4-1） 并联 U 型的流程组合也常常被采用， 因为这种流程组合， 可把冷、 热流体的进、 出口接管， 都集中到固定压紧板上，拆卸清洗时，可不拆卸外部接管。对用于冷凝和蒸发的工况，只 能采用单程，且被冷凝的流体应从上而下，便于排出冷凝液；对于蒸发的工况，则相反， 蒸发的介质采用单程，由下而上，使蒸汽从上部排出。 （3 ）板片选择 恰当的单板面积，可得到较好的流程组合，使得程数少，流体阻力小。角孔的尺寸与 单板面积有一定的内在联系，为使流体通过角孔流道不致损失过多压力，一般取流体在角 孔中的流速为 4～6m/s 。 板片的原材料厚度为 0.6～0.8mm，压制成波纹板后允许有 25%的减薄量 .于是最薄处 的厚度为 0.45～0.6mm，对板片采用表面防腐措施是难以奏效的，因此一定要选用耐腐蚀 的材料来制造。 波纹板的型式，应按工艺条件做出合理的选择，人字形波纹板片是广为采用的板片，人字角 大的板片（如： 120°，称为 H 板片），适用于允许阻力损失较大，而要求传热效率高的场 合；人字角小的板片（如 70°，称为 L 板片），适用于对阻力损失限制极严的场合。水平 平直波纹板片则适用于对传热效率、阻力损失都适中的场合。对于两种换热流体，其流量 差别甚大，则应考虑选用非对称流道（或称宽窄间隙流道）的板片来组装板式换热器。对 于两换热流体的对数温度很大，流量差亦很大的换热工况，选用长宽比较小的波纹板较为 理想。 （5 ）流体的选取 单相换热时，逆流具有最大的平均传热温差。在一般换热器的工程设计中都尽量把流 体布置为逆流。对板式换热器来说，要做到这一点，两侧必须为等程。若安排为不等程， 则顺逆流需交替出现，此时的平均传热温差将明显小于纯逆流时。在相变换热时顺流布置 与逆流布置平均温差的区别比单相换热时小，但由于这时牙尖大小与流向有密切关系，所 以相对流向的选择将主要考虑压降因素，其次才是平均温差。其中要格外的注意的是，有相 变的流体除不宜采用多程外，还要求要从板片的上部进，下部出，以便排除冷凝液体。 （6 ）并联流道数的选取 一程中并联流道数的数目视给定流量及选取的流速而定，流速的高低受制于允许压 降，在可能的最大流速以内，并联流道数目取决于流量的大小。 （7 ）单板面积的选择 单板面积过小，则板式换热器的板片数多，也使得占地面积增大，程数增多，导致阻 力降增大；反之，虽然占地面积和阻力降减小了，却很难保证板间通道必要的流速。单板 面积可按流体流过角孔的速度为 6m/s 左右考虑。 4.5 设计计算公式和曲线）传热基本方程式 板片式换热器的设计计算有对数平均温差校正系数法和传热单元数法。前者的温度差 校正系数是基于实验基础上，后者是将传热效率和传热单元数转换成校正系数。 对数平均温差校正系数法（ Troupe）[2] 热负荷： Q KF T （4-3 ） 2 式中： K—总传热系数 W/ （m ·K ） 19 2 F—传热面积， m T —对数平均温差，℃ (T t ) (T t ) T f 1 2 2 1 （4-4 ） In[(T t ) /(T t )] 1 2 2 1 式中： T 1—热介质进口温度， ℃ T2—热介质出口温度， ℃ t 1—冷介质进口温度， ℃ t2—冷介质出口温度， ℃ 温度校正系数 f 是由于流道不同而各不相同，串流由图 4-1 求得温度校正系数，并流 由 4-2 求得温度校正系数，混流采用管壳式换热器的温度校正系数。 Fig. 4-1 串流温度校正系数 Fig.4-1 Stream Temperature correction coefficient 图 4-2 并联温度校正系数 Fig.4-2 parallel temperature correction factor （2 ）换热量计算式 Q q mC p (T T ) （4-5） 式中： q —流体的质量流量， kg/h m Cp—流体比热容， kJ/ （kg ·K ） T 、T —分别表示某流体进出口温度，℃ （3 ） 对流换热系数计算式 Nu （4-6） de 式中 —对流传热系数， W/ （m2 ·K ） —流体导热系数， W/ （m ·K ） de —当量直径 （4 ）流道内实际流速的计算 qm u （4-7） sb n 式中 u—流道内实际流速， m/s s—平均板间距， m b—流道宽度， m n—流道数 （5 ）雷诺数的计算 d u e Re （4-8 ） 式中 —运动粘度 （6 ）当量直径计算式 4bs d e 2 s （4-9 ） 2b （7 ）对流传热准则数关系式 n 0 .3 或0 .4 N CR P ） u e r （4-11） 式中 C—系数，由实验求得 n—指数，由实验求得 Re—雷诺准则数，无因次 Pr—普朗特准数，无因次 这一关联式有很多，各个厂家生产的板片不同，所得到的关联式也不完全一样。 参考公 21 式如下： 0 .7 1 / 3 Nu 0.3R P e r （4-11 ） （8 ）换热面积计算式 A ( N 2) A （4-13 ） 式中 A —换热器换热面积， m2 N —总板片数 2 A —单板换热面积， m （9 ）总传热系数计算式 在板片式换热器中，热量从高温物体传向低温物体的过程中，通常存在着五项热阻： 1 1 板片热侧流体传热热阻 ，污垢层热阻 r1，板片热阻 ，板片冷侧流体传热热阻 ，污 1 2 垢层热阻 r2。它们之和即为总热阻，总热阻的倒数也就是总传热系数，其计算式为： 1 K （4-14 ） 1 1 r1 r2 1 2 2 式中 1和 2 —分别为板片两侧的传热膜系数， W/ （m ·K ） 2 r 和 r —分别为板片两侧污垢系数， W/ （m ·K ） 1 2 —板片厚度， m —板片导热系数 （10）计算压降△ P 查化工设计手册可得 进出口管口的压力降为 2 u P 2 1.5 n m （4-15） m

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