(译文)换热器英文参考文献

:

流体密度，

kg

/

m

3

l:

换热器有效性

d:

板厚度

, m

f:

板投影面积的比值

4

下

标

c :

冷流体

Cv:

控制体

h :

热流体

m :

平均值

min:

最小值

w :

板壁

5

介

绍

板式换热器在不同产业发展进程中的贡献日益增加。它被认为是工程应用换

< br>热器中首要选择，因为它们的优点和显著的特质，例如结构紧凑（占用空间小），

良好的热性能，能从一个较小温度差恢复热量，灵活性较强，事故风险低，人工

清洗方便 ，维修保养费用较低。

在满足严格的卫生标准和精确的温度控制

(Dunkley et al., 1961)

条件下，

板式换热器在牛奶、药品 及液态食品加工工程中证实了它们的优势要超过管壳式

换热器。板式换热器也适用于橡胶 和造纸工业

(Reppich, 1999)

。在加热和冷却系

统中，板式换热器应用于蒸发器和冷凝器

(Mazza, 1984).

热流体和冷流体温差随着换热器的长度而变化，使得传热率的计算变得复 杂。

在大气压下，

Haseler

等（

1992

年）

，用一个有三个通道单向 流的板式换热器进行

了沿

V

型区域的温 度测量。在中央通道，水和

R113

作为冷流体。在中央通道的 五

个测量点进行了温度的测量。准确的温度估算偏差不超过

0. 2K

。对于板式换热器

的设计和模拟，这些数据常被用来验证< /p>

HTFS

计算机程序

APLE

在逆流和并流的流动过程中，如果总传热系数 为常数，对数平均差可以作为

冷热流体的真实温度差。然而，传热系数取决于流体的热性 能，因此随温度而变

化。

Colburn (1933)

和许多研究者通过液

-

液热交换器液的实验， 已经证实了总传

热系数是温度的函数，并且随换热器长度而变化。因此，假定总传热系数 是不真

实的，流体的物理性能随温度变化剧烈。对于这样的流体，对数平均温差并不代< /p>

表冷流体和热流体的真实温差。

Foote (1967)

，在特殊流体流程中，通过研究通

过校正系数来修正对数平均温差。这 些修正系数只适用于无限数目换热板的换热

6

器和一些有限数目换热板的换热器。

一些不同

的来解决

多变的

总传热

系数方

法已经在

经典的

研究传

热类文献

(Kern, 1950)

或近代的

(Schlunder, 1989)

中提出。

Mehrabian (2003)

延伸了一种

analytical-numeri cal

的方

法来研

究出板

式换热

器内的

流体轴

向温< /p>

度变化。

Uniformheat

通量、

不变的总传热系数、

U

和

T

之间的线性关系，

U

和< /p>

DT

之间的线

性关系，可使系统微分方程 组合，在冷热流体流动通道中建立能量平衡方程的四

种特殊情况。

除非一个简单的关系，例如在

(Mehrabian, 2 003)

中提到的总传热系数和温度

变化的存在关系，如果在数 值分析（有限分差法、有限单元、有限体积）的基础

上，总传热系数和板式换热器通道中 的流体温度分布就可以确定。通过这种方法，

换热器的通道分为多个足够小的轴向部分， 这样温度可以假定在每个部分是恒定

的，但是每一部分之间是有变化的。一个有限差电脑 程序可以确定总传热系数和

在每个轴向部分冷热流体的温度。显而易见，结果的准确性取 决于轴向分开的数

量。

本文的目的是 探讨粘度的变化如何影响板式换热器的总传热系数、温度分布

和换热器的热性能。从实验 中获得的数字结果已得到应用，此流板尺寸和流动细

节纳入

(H aseler

高庆宇

,1992

年

)

，后来又编入计算机程序之中。数字预算的结果

< br>与实验结果吻合。

7

数学模型

板式换热器数值分析法用到 了对流结构和

U

型结构中。四个

APV SR3

标准的

板形成三个流动通道。两侧的通道有向下流的热流 体，然而中间通道有向上流动

的冷流体。换热器的中间通道的

V

型区域被分为五个轴向部分，这样流体从一个

轴向部分进入下一 个部分。进口和出口处是在板的左下角和右上角。可是相对中

间通道而言，两侧通道进口 和出口处是与之相反的。应该指出的，在换热器的不

同区域，三角形分布器的存在会使热 交换部位每一单元长度都是有区别的。然而

这种区别在本文并不值得推崇，因为这些节点 是在主要的

V

型部位，这样轴向分

段被 假设是均等的。板的几何体和流程在

(Haseler

高庆宇< /p>

,1992

年

)

中用于局部温

度测量实验。这使两种数据的对比更加有意义。

数学模型基于以下假设条件可通过能量平衡方程建立：

⑴

⑵

⑶

⑷

⑸

⑹

⑺

⑻

⑼

轴向流传导在流动通道和板上表现不显著

;

换热器的尾部板是绝缘的

;

稳态条件

;

热流体均匀分布在两侧边通道

;

忽略热损失

;

没有相变（沸腾和冷凝）

;

除了粘度，其他物理性质不变

;

一维流动

;

通过子通道的温度变化忽略不计。

假设在每条通道的垂直方向，一维流动的流体会保持一个平均速度运动。假

8

设均匀分布的流体在冷热流体通道的流速是恒 定的。基于以上的假设，图

1

控制

体的 能量方程是：

采用稳态假定条件， 方程（

1

）可简化为：

th

在侧 边通道与之相同，由于这个原因，方程（

2

）可变为：

对称的几何形状和流动使控制体（ 如图

1

）从两侧的通道均等的吸收能量，并且

< br>

无论是左手边的通道还是右手边的通道，一个相似的控制体只从一边的通道来吸

收能量。其中一边通道的控制体的能量平衡方程是：

将方程 （

3

）和（

4

）组成方程组，通过方程组来控制换热器相邻通道流体的温度

分布。对

< br>U

很大变化的解析解，除了如

(Mehrabian, 2003)

等一些特殊情况下，会

变得非常复杂并且不切合实际 。

9

图

1

热控制体

10

数值分析

数值分析法中使换热器分成 一些轴向的部分。一个典型的轴向部分都有一个

表面积

。对于这 个增加的表面积，冷热流体的温度分别是

和

，我们

可

以

假

设

< br>总

传

热

系

数

可

以

作

为

这

些

温

度

的

函

数

而

表

示

出

来

。

这

样

：

< br>

等式

2

可以应用在轴截面上， 表示为：

等式（

< br>3

）和（

4

）也可以运用在换热 器相邻通道的两个轴截面上，

可写为：

上述方程的解的获得是当空间导数存在偏差时。以

viscosities(Yaws,

2003)

为依据的温度数据表被编入计算机程序中，并且这个 程序可以表示出每个轴截面

上，流体流动时的温度下的黏度。线性插值的操作就开始进行 ，此时温度数值与

表值不一致。像密度、热导率等一些其他的流体性质与温度无关。每种 流体的这

些特性的数值以平均流体温度来指定，并且作为输入数据。冷热流体的入口温度

作为数值分析的边界条件。

板式换热 器通道中的流体无量纲传热系数可看成是与热传递相关的一种类型

11

(Rao et al., 2002)

：

Shah and Focke (1988)

进行了实验研究 板式换热器热传递和压降特性。他们注意

到，常数

C

n

取决于流体的流

态。

Edwards et al. (1974)

研究证明得出， 在雷诺数大约小于

10

时，实验数据

是 以

标绘的，而不是

APV Junior Paraflow

板落在表明典型传热关系

的坡度线

1/ 3

处的

Re

值：

在雷诺数较高时（

Re

大于

10

）

，坡度约为

0.7

，这样会得出过度条件和湍流

条 件：

这种关系也可能成为相互距离

b

的两个平行板之间的湍流类型。可假设为，由于

板的褶皱，

取决于当量直径

的雷诺数会影响热传递的 增加。

对于牛顿

流体，

Edwards

et

al

得到的结果，表明

APV

Junior

Paraflow

板被 作为流动通道，

并可以推广到任何板的类型，提供常数

C

来作为修正值。

Mehrabian(19 96

年

)

进行了广泛的研究，

从实验和理论观点探究流体动力学和

板式换热器的热性能。在湍流（

Re

大于

10

）条 件下，他对

APV SR3

板提出了以下

的关系：

等式

（

9< /p>

）

同时适用于板式换热器冷热流体通道，

传热系数分别为

截面

j

的总传热系数是 ：

12

和

h

，

轴

正如

Edwards et al

所提 出的，在雷诺数低至

10

的情况，板式换热器流动通

9

）适用

于水为介质的热流体，同时甘油、苯和辛烷可作为冷流体 。这些冷流一定要选择

其粘度随温度而变化。

13

结果和讨论

为了得到独立网格数据结 果，程序运行时将轴向分为几个不同的部分。将确

定的网格点的数值结果与相应的

(Haseler et al., 1992)

的实验结果进行对比 ，

然后记录两者之间的差值。值得注意的是，增加网格点的数量会减少差值。然而，

当轴向部分的数目是

17

的时候，此时可产 生最小差值，当超过

17

时，差值减小

并不明显。通过实验结果表明，轴向部分的数目为

17

。而

3

，

6,9,15

这些数字都

是

3

的倍数。这是在

(Haseler et al., 1992).

中对比相应点处实验结果的目的。

应该被提及的是，在获得数值解之初，两种流体的出口温度并不清楚，可通

过 两者的进口平均温度来估算。当得到出口温度时，每种流体的性质可以由其本

身的平均温 度来估算。

(Khoramabadi, 2004).

换热 板尺寸和和流体流动条件的数值分析列于表

1.

这些数值都是< /p>

(Haseler

et

al., 1 992)

中用于试验温度测量的所需尺寸和条件。水的典型温度实验的温度列

II

，

以当量直径< /p>

的热流体和冷流体的雷诺数分别是

879

和

304

。

换热器中间通道的局部温度 的数据结果然后与

V

型区域的实验温度相比较，列于

II

并得到数值上的一致。

这种误差在

范围内，

这样才表明

这 种数值法的准确性。由于数值计算程序已经被验证，进口冷热流体之间的变大

的温度差会 使流体粘度显著影响温度分布、总传热系数和换热器的传热性能。冷

流体和热流体的进口 温度分别是

这个程序适用于水

-

水、水

-

苯、水

-

异 辛烷四种类型的流体。冷热流体的沿换热器温度分布如图

2

和< /p>

3

。水

-

苯与水

-

苯的温度分布相似，因此，并没有在图

2

和

3

中。对于每种类型的工作流体 ，恒

定和变化的流体粘度的温度分布都有所体现。可以注意到，水之间的温度分布的

14