篇一：换热器中英文对照外文翻译文献
中英文对照外文翻译
(文档含英文原文和中文翻译)
换热器的优化选型
【摘要】板式换热器的优化选型是根据换热器的用途和工艺过程中的参数和NTU＝KA／MC＝△t／△tm，即传热单元数NTU和温差比（对数平均温差—换热的动力）选择板片形状、板式换热器的类型和结构。
【关键词】平均温差 NTU 板式蒸发器 冷凝器 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）。
表1 △tm，NTUp的关系
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：
⑴ 用蒸汽加热水⑵ 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） 表2 供热空调工艺过程的NTUp
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。
⑴ 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、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，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。
⑵ 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
篇二：换热器外文翻译
换热器
关键术语
折流板-在管壳式换热器内等间距排布，支撑管束，防止震动，控制流速和流向，增大湍流程度，减少热点。
管箱-安装在管壳式换热器入口侧用于引导多管程换热器管侧流体流动的装置。 冷凝器-用于冷却和冷凝热蒸汽的一种管壳式换热器。
传导-由分子震动引起的通过固体即无空介质的热传递的方式。
对流-在流体中由流体流动引起的热传递方式。
逆流-指两股流束沿着相反方向流动，也称为反流。
错流-指两股流束沿着彼此垂直的方向流动。
压差-进出口之间的压力差；表示为ΔP，或德尔塔p。
温差-进出口之间的温度差；表示为ΔT，或德尔塔t。
固定管板式换热器-用于指管板与壳体刚性固定的管壳式换热器的术语。
浮头-指换热器上介质返回侧管板不与壳体固定，并且设计成当温度升高时可在壳体内伸长（浮动）。
污垢-在如冷却塔和换热器等设备内表面形成的，导致热传递效率降低和堵塞。 釜式再沸器-带有蒸汽分离腔的管壳式换热器，用于蒸馏系统中，为分离轻重组分提供高温，并维持热平衡。
层流-近乎完整的流线型流动，液流层在平行的轨道上流动。
多管程换热器-一种管程流体流过管束（热源）超过一次的管壳式换热器
平行流-指两股流束沿着相同的方向流动，例如，管壳式换热器中的管侧流和壳侧流；也称为并流
辐射热传递-热量在热源和接收者之间通过电磁波传输。
再沸器-用于加热曾经沸腾的液体直到液体再次沸腾的换热器。
显热-通过温度的改变能够测量或感觉到的热量。
管壳式换热器-一种有一个圆筒壳环绕着管束的换热器。
壳侧-指管壳式换热器绕管外侧的流道。参见管侧。
热虹吸再沸器-当静态的液体被加热到沸点时会产生自然循环的换热器型式。 管板-管壳式换热器管端通过滚胀、焊接、或者两者并用的方法连接固定在其上的平板。
管侧-指通过管壳式换热器管内的流道，参见壳侧。
湍流-流体在漩涡中随机运动或混合。
换热器的类型
热量传递在工业过程中有非常重要作用。换热器广泛用于过程之间的热量传递，它能够使热流体的热通过热传导或对流的方式传递给冷流体。换热器为此过程提供加热或冷却。各种各样的的换热器被用于化工过程工业中。
在盘管式换热器中，蛇管浸没在水里或向其喷水来进行传热，这种操作方式传热系数较低且需要较大空间，因此它最适用于用较低的热负荷来冷凝蒸汽。 套管式换热器是采用一个管子包含在另一个管子里面的设计，管子可以是光管或外部翅片管。套管换热器通常采用串联使用，壳侧操作压力高至500磅/平方英寸（表压），而管侧5,000磅/平方英寸（表压）。
管壳式换热器有一个圆筒形壳体包在管束外面。流过换热器的流体被称为管侧流体或壳侧流体。换热器内有一系列折流板支撑着管束，用于引导流体流动，增大流速，减少管子震动，保护管子，并产生压力降。管壳式换热器可以分类为单程固定管板式、多程固定管板式、多程浮头式和U型管式。固定管板式换热器（图7.1）的管板与壳体固定。固定管板式换热器适用于最大温差为200°F (93.33°C)的操作。由于热膨胀的存在固定管板式换热器不能超过这个温差值。 它最适合用于冷凝或加热操作。浮头式换热器是为200°F (93.33°C)以上的高温差设计的。操作过程中，一块管板固定而另一块管板在壳体内“浮动”，浮动端未与壳体固定且可以自由膨胀。
再沸器是用于加热曾经沸腾的液体直到液体再次沸腾的换热器。工业上常用的类型有釜式和热虹吸式。
板式换热器主要由若干个金属板片构成，交替排列的金属板片是为冷热
交换设计的。两相邻板片的边缘处有垫片，压紧后可达到密封的目的。板式换热器有冷热流体的进口和出口。板片和垫片的四个角孔形成了流体的分配管和汇集管，使冷热流体逆向经过相邻板间的波纹流道空间，该装置最适用于粘性和腐蚀性介质，其传热效率很高。板式换热器结构紧凑且便于清洗，操作温度限制在350到500°F (176.66°C到260°C)，其目的是为了保护内部垫片，由于设计要求板式换热器不适合于沸腾和冷凝。工业过程中的大多数液液两相流体的交换都使用该设计。
风冷换热器在操作过程中不需要壳体，工艺管连接在一个进水口和一个可回程的汇流箱中，管子上可能存在翅片管或光管，翅片的作用是推动或拉动外界的空气越过暴露的管子，风冷换热器主要应用于高传热的冷凝操作。 螺旋板式换热器的特点是结构紧凑，该设计使流体在媒介中形成高湍流。同其他换热器一样，螺旋板式换热器有冷热流体的进口和出口，在内表面实现热的交换，螺旋板式换热器还有两个内部腔。
管式换热器的制造商协会通过多种设计的规范标准将换热器进行分类，其中包括美国机械工程师协会(ASME)的结构代码，公差和机械设计： ? B类，专为通用操作（经济和紧凑设计）
? C类，专为适度的服务和通用操作（经济和紧凑设计）
? R类，专为恶劣的条件下（安全耐久性）
传热和流体流动
传热的方式有热传导，热对流，热辐射（图7.2），在石油化学产品中，炼油厂和实验室的环境中，这些方法需要被充分的理解，在所有的换热器中都能发现热传导和热对流过程的结合。传热的最佳条件是产品受热或冷却有较大的温差（温差越大，传热效果越好），高能量或高的冷却剂流率，较大的换热面积。
图7.2 传热
传导
热传导的热量是通过固体传递的，例如管子，封头，挡板，管板，翅片和壳体。这个过程发生在当分子固体矩阵从热源吸收热量，由于分子在一个固体矩阵并且不能移动，它们开始振动，这时能量就从热的一侧转移到冷的一侧。
热对流
对流是液体中较热部分和较冷部分之间通过循环流动使温度趋于均匀的过程，在液体中分子的运动形成电流，然后再重新分配能量，这个过程将持续进行直到能量分布均匀为止，在一个换热器中，这个过程发生在流体介质彼此接触进行能量交换时。挡板的排列方式和流体的流向将要决定这个对流会发生在换热器的各个部分。
热辐射
热辐射最好的例子是太阳使地球变得温暖，太阳的热量是通过电磁波传递的。热辐射是一个视线的过程，因此发射源和接收源的位置是非常重要的，在热交换器中没有辐射传热过程。
层流和湍流
流体流动的两个主要分类是层流和湍流（图7.3）。层式或流线型流动流体在管内流动时，其质点沿着与管轴平行的方向作平滑直线运动。此类流动的流量很小，有很小的扰动（旋转和涡流）。湍流通常有很大的流速。当流速增加时，层流模式将要改变成扰动模式，湍流是随机的运动或流体的混合。
一旦湍流流动开始，分子的运动速度就要加快直到流体统一扰动为止。湍流流动允许液体分子混合使其比层流流动更容易吸收热量。层流流动促进了静电膜的发展，静电膜是一个绝缘体。湍流流动减少了静电膜的厚度，提高了传热率。
平行流和串流
换热器可以通过不同的方式连接，最常见的串联和并联(图7.4)，串流中(图7.4)，在一个多通道的换热器中通过管侧流动排入到第二个换热器中，根据换热器是如何运行的这种排放路线可以被转向到壳程或管程中。导向原则是经过一个换热器的流动在它到第二个换热器之前。在并联流动中工艺工程是在同一时间经过多个换热器。
图7.3 层流和湍流
图7.4 并联和串联流
篇三：换热器的外文翻译
理工学院
毕业设计(论文)外文资料翻译
专 业： 过程装备与控制工程
姓 名 贾文华
学 号：08L0503208
外文出处： International Journal of Heat and
附 件： 1.外文资料翻译译文；2.外文原文。
附件1：外文资料翻译译文
管壳式换热器中壳程流体流动的压降模型
UdayC.Kapale,Satish Chand
摘要 本文提出了一种管壳式换热器壳程压降的理论模型?该模型结合了换热管进出口的压降和折流板间隔处的压降的影响?模型得出的结果的雷诺数在103到105之间，相比于其他用于研究不同形态的换热器的分析模型，该模型的雷诺数更接近可参考的资料中的实验结果?
关键词 横流速度；压降；折流板；管壳式换热器；壳程流速；圆缺区流速
1 引言
单相流管壳式换热器被广泛的应用在化学，石油，发电和过程工业中?在这种换热器中，一种流体在换热管中流动，同时另一种流体穿过管束在壳程流动?一台换热器的设计需要取得热交换和压降之间的平衡?因为压降导致泵和风机等流体输送设备操作费用的增加?这说明设计换热器的换热能力和测定穿过换热器的压降是同等重要的?计算管内流体流动的压力损失相对容易，但是壳程流体流动的压力损失的计算很复杂?
图1 壳程流路分布图
为了计算壳程压力损失需要了解不同流动路径的本质以及他们各自产生的效果。如图1根据Tinker 和 Buffalo的流动分析可以看到，除了横流流路B在两块折流板间穿过管束外，还有旁流流路C绕过管束从管束和壳体之间通过，这对传热是没有作用的?此外还可以看到，有一个泄漏流路D从折流板和壳体的间隙以及由换热管与折流板间的空隙泄漏，而后与主流体相互作用?由图1还可以看出流体的流线是在圆缺区域穿过换热管束的?这种流动方式在图4中做了进一步的描述?由被折流板隔开的圆缺区内的主流体的流动方向相对于管内流体是不同的，在部分折流板之间形成了横流区?
这需要使用
不同的方法计算圆缺区和穿过管束(横流区)的流体的压降?类似的，也要把管束中的穿流和内部错流的不同考虑在内?
在现有参考资料中可使用的方法可以分为两类:(1)实验法，(2)理论模型的发展?在参考文献[3，7，9，16，17，21]中给出了不同研究者的试验方法?而进一步的关于模型的研究方法在参考文献[2，4，6，8，11，12，14，15，18，20，22，23]中给出?纵观这些参考资料可以发现?在一些研究方法中提出的理论模型对于计算是相当复杂的，而且，有的模型考虑了一些产生压降的因素却也忽略了另一些因素?本文提出了一种主要涉及壳程流体流动的方法致力于建立一种简单的压力损失模型?而且将该模型的结果和其他著作中得出的结果进行比较发现该模型的计算结果接近实际值，完全可以供设计者放心使用?
2 压降模型的发展
本模型旨在确定从流体进入壳体到流出壳体的全部压降?而这一过程的全部压降可分成如下几部分:
（1）换热器横流区末端换热管进出口处的压降?
（2）横流区内部的压降?这一区域的压降是由流过管束的流体和穿过圆缺区由一个内部横流区到下一个连续的内部横流区的流体共同决定的?
（3）由横流区入口穿过管束到下一块折流板然后穿过圆缺区的流体流动引起的压降?相似的，横流区末端的压降也是由从前一个横流区穿过圆缺区而后穿过管束的流体来计算?
本文中的方法的主要作用是利用这种压降模型在内部横流区和圆缺区计算压降?其他部分的压降在本文使用的参考文献中已做出表述?
穿过管束和圆缺区引起的压降的计算已经考虑了图1和图5表示出的实际流动形式?接下来本文将逐一介绍以上提到的各种压降的组成部分?
2.1 换热管进出口的压降(?Pn)
为了计算一台换热器换热管进出口的压降，Gaddis 和Gnielinski的研究中提到了关于这个问题的表述已在式(1)中给出了?式中用?Pn来定义换热管两端的总压降。
?Pn=2?s?nun
2 （1）
在参考文献[18]中取?n为2.0，则式(1)变成了式(2)
2 （2） ?Pn=?sun
2.2 内部横流区部分的压降(?Pc)
为了建立这个模型考虑使用图2中表示的Emerson的简化流动形式?在图中内部横流区用斜线表示，圆缺区用直线表示?在图1和图5表示的实际流动方式中，圆缺区内的流线是曲线而不是直线?这一区域的压力损失的模型可以用下面给出的两部分表示:
（1）穿过管束的压降?
（2）在圆缺区的压降?
在2.2.1和2.2.2中将对这两部分做进一步介绍。
2.2.1 穿过管束的压降模型
为了建立穿过管束的压降模型，先使用Bell提出的穿过管束的压将公式，如式(3)?
?Pc?2?sfLusc
2Pp （3）
在上面给出的式3中，L 被用来定义竖直方向的流动，即图2中表示的G1H的方向?用与水平面成?角度的斜线GH表示实际的流动方向，?也在图2中给出?
图2.圆缺区和横流区示意图
由上文可知式(3)中的L可以用GH代替，而GH的值又等于L0，则用L0代替式(3)中的L后可得到式(4)?
2?sfL0usc?Pc?2Pp（4）
由图2可知L0?Lsin?，将其带入式(4)可以得到式(5)?
?Pc?2?sfusc
2PpL sin?（5） 根据参考文献[8]可知Nc?Pp，将其带入式(5)可以得到式(6)?
2?sfuscNc?Pc? 2sin? （6）
2.2.1.1 确定?角
参照图2以及图中的点H到点G1竖直距离和折流板间距MN与RS，为了确定?角的值定义HN为1/3倍的折流板间距，MH为2/3倍的折流板间距??角正切值如式(7)?
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