*西科技师范大学
生物工程*《化工原理课程设计》说明书
题目名称列管式换热器设计*班级2010级生物工程（1）班学号学生姓名指导教师
2012年6月5日
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1设计方案.错误！未定义书签。
1.1概述.错误！未定义书签。1.2设计背景.错误！未定义书签。1.3方案简介.错误！未定义书签。
1.3.1换热器的类型.错误！未定义书签。1.3.2换热器类型的选定.错误！未定义书签。1.3.3流体流经和流速的安排.错误！未定义书签。
2衡算.错误！未定义书签。
2.1工艺尺寸的确定.错误！未定义书签。2.2确定物*参数.错误！未定义书签。2.3估算传热面积.错误！未定义书签。
2.3.1冷流量（忽略热损失）.错误！未定义书签。2.3.2废水用量（忽略热损失）.错误！未定义书签。2.3.3平均传热温差先按照纯逆流计算，得.错误！未定义书签。2.3.4初算传热面积.错误！未定义书签。2.4结构设计.错误！未定义书签。
2.4.1管程数和传热管数.错误！未定义书签。2.4.2平均
2.5.1传热面积校核.错误！未定义书签。2.5.2换热器内压降的核算.错误！未定义书签。
3设备选型.错误！未定义书签。
3.1换热管.错误！未定义书签。
3.1.1换热管规格的选择.错误！未定义书签。3.1.2管子排列方式的选择.错误！未定义书签。3.2折流挡板.错误！未定义书签。3.3材料选用.错误！未定义书签。4附录及图纸.错误！未定义书签。5总结.错误！未定义书签。6参考文献.错误！未定义书签。
1设计方案
1.1概述
列管式换热器是目前化工及酒精生产上应用*广的一种换热器。它主要由壳体、管板、换热管、封头、折流挡板等组成。所需材质，可分别采用普通碳钢、紫铜、或不锈钢制作。在进行换热时，一种流体由封头的连结管处进入，在管流动，从封头另一端的出口管流出，这称之管程；另-种流体由壳体的接管进入，从壳体上的另一接管处流出，这称为壳程列管式换热器。1.2设计背景
上海奥奇印刷公司由于由于印染污水中含有较高的热量，其通常水温在35-95℃之间，因此污水内的热能具有很高的利用价值。针对印染污水的特殊*，因此可以使用污水换热器将其中的热量置换出来，达到供企业利用的目的。因此我组针对利用废水加热干净用水进行了设计换热器。
1.3方案简介
根据列管式换热器的结构特点，主要分以下四类，以下根据本次设计要求介绍几种常见的列管式换热器。1.3.1换热器的类型
（1）固定管板式换热器
（2）浮头式换热器（3）u形管式换热器1.3.2换热器类型的选定
根据给定的设计任务：冷流体入口温度5℃，出口温度70℃，流量为10m^3/h。我们选用工业废水给该冷流体加热，热流体进口温度为86℃，出口温度为66℃。考虑到被加热流体升高温度大于50℃，而且废水中含有易于腐蚀和易于结垢的物质，所以选用浮头式换热器，该换热器易于清洗，而且完全消除热效应，所以选择列管式中的浮头式换热器。
1.3.3流体流经和流速的安排（1）流经安排
废水黏度较大，属于易结垢体，所以应选择走壳程，冷流体走管程，易于加热。（2）常用流速的参考范围列于下表：
表1换热器常用流速范围
流体种类一般液体易结垢液体
流速管程0.5~0.3>1
壳程0.2~1.5>0.5
气体
5~303~15
表2不同粘度液体在列管式换热器中的流速（在钢管中）液体粘度/mpa·s*大流速/(m/s)
00.6>150
1000~5000.75
500~1001.1
100~351.5
1.8
2.4
35~1
流体在管程或壳程中的流速，不仅直接影响表面传热系数，而且影响污垢热阻，从而影响传热系数的大小，流速过低甚至可能导致管路堵塞，严重影响到设备的使用，但流速增大，又将使流体阻力增大。
增大流体的流速，将增大对流传热系数，减少污垢在壁面上的沉积，即降低污垢热阻，使总传热系数增加。因此适宜的流速既要考虑经济权衡又要兼顾结构上的要求，又要充分利用工艺上允许的压降来选择较高的流速。
因此综上所述，可选择管内的流速为0.5m/s，接管内的流速为0.5m/s。
2衡算
2.1工艺尺寸的确定
由给定流量q=30m3/h初步选取流速：u=0.6m/s总面积估算：as=又a=所以
n=n=当d=25?2mm时：n=
当d=25?2.5mm时：n=
4?0.
=44.232
3.1?40.0204?0.
=40.142
3.1?40.0214?0.
=78.662
3.1?40.015qu=
30/
=0.0138m890.6
nπd
4
2
4a
3.14?d
根据管经有三种选型，当d=19?2mm时：
πd
2
=
4?0.
2
根据浮头式换热器的主要参数表[1]，我组*宜选用d=25?2.5mm型号管径的换热管，管程数为4管程，单管程数为47，总管程数为188根。
所以：
a=n?
u=
qa=
30/3600
=0.56m
0.
π
4
d
2
=47?
3.142
?0.0=24
580.01m47
2
/s
综上述所算：选用Ф=25mm×2.5mm较高级冷拔传热管（碳钢），取管内流速为
u=0.5m/s
2.2确定物*参数定*温度：对于一般气体和水等低粘度流体，其定*温度可取流体进、出口温度的平均值。故壳程液体的定*温度为：
t=
86+662
=76℃
管程流体的定*温度：
t=
5+702
=37.5℃
已知液体在37.5℃下的有关物*数据如下：ρ1=0.9932?103kg/m3，
１=4.1724kj/(kg?℃)，λ１＝0.6306w/(m?℃)，μ1=0.6952?10pa?s
3
。
查的废水在76℃下的物*数据：ρ2=0.825?103kg/m3，2=4.08kj/(kg?℃)，
λ2=0.626w/(m?℃
)，μ
2
=0.325?10
-3
pa?s
。
2.3估算传热面积
2.3.1冷流量（忽略热损失）
qm,h=qvρ1=30÷3600?993.2=8.2767kg/s
式中：qm,h——冷流体的质量流量，kg/s；qv——冷流体的体积流量，m3/h；ρ1——冷流体的密度，kg/m3。
qt=qm,hcp,h?t=8.2767?4.1724?65=2244.59kw
式中：qt——换热器的热负荷，kw；
△t——冷流体的进、出口温度差，℃；
cp,h——冷流体的平均比热容，kj/(kg·℃)。
2.3.2废水用量（忽略热损失）
qm,c=
qtcp,c?t
=
2244.59?10
3
3
4.08?10?20
=27.5kg/s=kg/h
式中：qm,c——冷流体的质量流量，kg/s；t——冷流体的进出口温度差，℃。
2.3.3平均传热温差先按照纯逆流计算，得
?tm=
(66-5)-(86-70)
ln
66-586-70
=33.6℃
式中：?tm——传热的平均温度差，℃。2.3.4初算传热面积
由于壳程气体的压力较高，故可选取较大的Ｋ值。假设k＝789w/(㎡·℃)，则估算的传热面积为
s估＝
qtk?tm
=
2244.59??33.6
3
=84.7m
２
式中：s估——估算的传热面积，m2；
2
k——选取的传热系数，w（/m?℃）。
2.4结构设计
2.4.1管程数和传热管数
可依据传热管内径和流速确定单程传热管数
ns=
qv
30÷3600
==54（3.14÷4）?0.02?0.02?0.5
22
π
4
（根）
?ds?ds?u
式中：ns——单程传热管数；
ds——管内径，m；
u——管内流速，m/s。
按单管程计算，所需的传热管长度为
l=
s估
πdons
=
84.73.14?0.025?54
=20m
式中：do——管外径，m；
l
——传热管长度，m。
按单程管计算，传热管过长，宜采用多管程结构。根据本设计实际情况，采用非标设计，现取传热管长l＝6000mm，则该换热器的管程数为
np=
ll=206=4
式中：np——管程数；
l——传热管长，m。
传热管总根数n=54?4+4=2202.4.2平均传热温差校正及壳程数
平均温差校正系数计算如下
p=
t2-t1t1-t1
=70-586-5
=0.8
r=
t1-t2t2-t1
=
86-6670-5
=0.31
式中：t1、t2——热流体的进、出口温度，℃；t1、t2——冷流体的进、出口温度，℃。按单壳程，双管程结构，查参考图[4]得
?t=0.85
式中：?t——平均传热温差校正系数。平均传热温差
?tm=?t?tm=0.85?33.6=28.56℃
由于平均传热温差校正系数大于0.8，同时壳程流体流量较大，故取单壳程合适。2.4.3传热管排列和分程方法
采用组合排列法，即每程内均按正三角形0排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距pt=1.25do，则pt=1.25?25=31.25≈32mm
式中：pt——管心距，mm。
隔板中心到离其*近一排管中心距离可按z=
z=
pt2+6=
322
pt2
+6计算得
'
+6=22mm
式中：z——隔板中心到管中心的距离，mm。各程相邻管的管心距为44mm。2.4.4壳体直径
采用多管程结构，壳体直径可按d=1.05ptn估算。取管板利用率η=0.75，则壳体直径为：
d=1.05pt
n=1.05?32
2200.75=562mm
式中：d——壳体直径，m；
n——传热管总管数；η——管板利用率。
按卷制壳体的进级档，可取d=600mm。2.4.5折流板和接管
采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为
h=0.25?600=15mm
故可取h=150mm。
取折流板间距b=0.3d(0.2d
b=0.3?600=180mm
可取b为200mm。
折流板数目nb=
传热管长折流板间距
-1=
-1=29
壳程流体进出口接管：取接管内液体流速为u1=0.5m/s，则接管内径为
d1=
4qm/ρ
πu
=
4?27.5/8253.14?0.5
=0.583m
圆整后可取管内径为600mm。
管程流体进出口接管：取接管内液体流速u2=1.5m/s，则接管内径为
d=
圆整后取管内径为120mm。
2.5换热器核算2.5.1传热面积校核2.5.1.1管程传热膜系数计算公式如下：
αi=0.023
λ
dre
0.8
4qv
πu
=
4?30/.14?1.5
=0.0841
pr
2
0.4
=0.023
λ
di
(
diuρ
μ
)
0.8
(
cpμ
λ
)
0.4
/m?℃）；式中：αi——对流传热系数，w（
λ——流体的热导率，w/(m?℃）；
u——流体的流速，m/s；ρ——流体的密度，kg/m3；
μ——流体的粘度，pa?s；cp——流体的比热容，j/(kg?℃)；re——雷诺数；pr——普朗特数。
管程流体通截面积
si=0.785?0.02?54=0.017m
2
2
管程流体流速和雷诺数分别为
ui=
30/.017
=0.5m/s
re=0.02?0.5?993.2/0.6952?10
(
-3
)=
.5
普朗特数
pr=
cp1?μ1
=
4.1724?10?0.6952?10
0.6306
3
-3
λ1
=4.5998
αi=0.023?
0..02
?.5
0.8
?4.5998
0.4
=2814.87w（/m?℃）
2
2.5.1.2壳程传热膜系数。计算公式如下：
?0.551/3μ?α=0.repr00'?dμew?
0.14
0.55
1/3
0.14
λ1
=0.36
'
λ?deuρ?
d
'
e
?
μ
?
?cpμλ?
?μ?μ?w?
式中：α0——泵壳传热膜系数，w/m2?℃
?μ?μ?w?
0.14
=0.95
管子按正三角形排列，传热当量直径为
?3?32π2?π2?4?0.032-?0.0254p-d0?22t
44?'
de==
π?0.025πd0
?
?
=0.02m
式中：de——传热当量直径，m。壳程流通截面积
?d0?25?2
?=200?600?1-s0=bd1-=0.0264m?pt?32?
'
式中：s0——壳程流量截面积，m2。
壳程流体流速及其雷诺数分别为
u0=
/(3600?825
0.0264
)
=1.26m/s
re
=
0.02?0.4?8250.351?10
-3
=59.231?10
3
式中：u0——壳程流体流速，m/s；
re0——壳程雷诺数。普朗特数
pr0=
4.08?10?0.351?10
0.626
3
-3
=2.288
式中：pr0——壳程普朗特数
粘度校正
?μ?μ?w?
0.14
=0.95
α0=0.36?
0.6260.02
1
?
0.55
?2.2883?0.95=5936.03w/(m?℃）
2
2.5.1.3污垢热阻和管壁热阻
查参考表[5]得，管外侧污垢热阻r0=1.7197?10-4m2?℃/w，管内侧污垢热阻
ri=1.7197?10
-4
m?℃/w
2
。已知管壁厚度，碳钢在该条件下的热导率为50w/(m?℃)。
2.5.1.4总传热系数k总传热系数k为：
k1
d0
dbd100
++ri0
αddλdαiiim0
760w/(m?℃)=
2
2.5.1.5传热面积校核
依式(4-)可得所计算传热面积s'为：10
s=
'
qtk?tm
=
2244.59??33.6
3
=87.9m
2
换热器的实际传热面积为s
s=πdln=3.14?0.025?6?220=103.6m0t
2
换热器的面积裕度为：
ss
'
=
103.687.9
=1.18
传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。2.5.2换热器内压降的核算2.5.2.1管程阻力
()?p=?p+?pnnfi12spt
ns=1,np=4,p1=λ
?ρui2
?p2=3
2?
ld?
?
ρui
2
2
式中：?p1、p2——分别为直管及回弯管中因摩擦阻力而引起的压降，pa；
ft——结垢校正因数，对φ25mm?2.5mm管子取1.4；np——管程数；ns——串联的壳程数。
由re=.5，传热管相对粗糙度0.01，查参考文献[6]中λ-re双对数坐标图得
λ=0.038，流速ui=0.5m/s，ρ=993.2kg/m3，所以
?p1=0.6306?
60.02
?
0.5?993.2
2
2
2
=.7pa
?p2=3?
ρui
2
2
=3?
993.2?0.5
2
=372.45pa
?pi=(.7+372.45)?4?1.4=.24pa
管程流体阻力在允许范围之内。2.5.2.2壳程阻力按下式计算
?p=?p+?pfn012ts
'
'
()
式中：
∑?p
——壳程总阻力引起的压降，pa；
?p1'——流体横向通过管束的压降，pa；p2'——流体通过折流板缺口处的压降，pa；ft——壳程结垢校正系数，取1.15。流体流经管束的阻力
2
ρu0
(?p=ffnn+0cb
'
1
2
f=0.5
f0=5?
-0.288
=0.2874
nc=1.1n=1.1220=16
nb=14
u0=0.4m/s
式中：f——管子排列方法对压降的校正系数，对三角形排列f=0.5；
f0——壳程流体的摩擦系数，当re0>500时，f=5.0re0-0.228；
nb——折流挡板数；h——折流挡板间距；
u0——按壳程流通截面积计算的流速，m/s。
0.5?0.29?16?(29+1)?
825?0.5
2
2
?p=
'1
=7113.15pa
流体流过折流板缺口的阻力
u2h?ρ?0
?p=n3.5b
d?2?
'
2
2
其中h=0.15m，d=0.6m，则
2?150?825?0.5?
=8971.875pa?p=29?3.5-?
6002?
'
2
2
总阻力
?p=(7113.15+8971.8775)?1.15?1=.8pa
由于该换热器壳程流体的*作压力较高，所以壳程流体的阻力比较适宜。换热器主要结构尺寸和计算结果见附表1。
3设备选型
3.1换热管
3.1.1换热管规格的选择
换热器中*常用的管子的规格有Φ19mm?2mm和Φ25mm?2.5mm两种[7]。小直径的管子可承受更大的压力，且管壁较薄；同时，对于相同的壳体直径，可以排列较多的管子，从而提高单位体积的传热面积。本设计管程所用液体为水，是易结垢的流体，则应选用Φ25mm?2.5mm的管子。管长的选择以清洁方便和合理使用为原则。管子的长度一。般有：1.5m、2m、3m、6m，其中3m、6m较多用。根据计算，我们则选用为6m的管子。本次设计使用型号为gb/t，上海华石钢铁有限公司生产。由换热器系列标准初选浮头式换热器型号为bes600-2.5-86.9-6/25-4i。
3.1.2管子排列方式的选择
管子在管板上的排列方式有：正三角形排列、正方形排列、正方形错列。本设计方
案采用正三角形排列，此方式可以在同样的管板面积上排列*大的管束，应用*为普通，但管外不易清洗，常用于清洁流体。
管子间距pt（管中心的距离），一般是管半径的1.25倍左右，以保*胀管时管板的刚度，见下表：
表3管子布置间距
3.2板
安挡板的提高壳
传热系数，为取得良好的效果，挡板的形状和间距必须适当。
常见的折流挡板型式有：圆形、分流形、弓形，其中以弓形折流板*为常见。对弓形挡板而言，弓形缺口的大小对壳程流体的流动情况有重要影响，切去弓形高度约为壳体直径的10%~40%（一般取20%~25%）。因弓形缺口太大或太小都会产生“死区”，既不利于传热，又往往增加流体阻力。挡板的间距对壳体的流动亦有重要的影响。间距太大，不能保*流体垂直流过管束，使管外表面传热系数下降；间距太小，不便于制造和检修，阻力损失亦大。
两相邻挡板的距离（板间距）h一般取换热器外径d的0.2~1.0倍。浮头式换热器h有150mm、200mm、300mm、480mm、600mm五种。据分析可得：取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，浮头式换热器h取150mm。
3.3材料选用
根据要求，我们为换热器选购合适的部件、型号及尺寸，具体的型号介绍如下：冷凝管型号dn600，a=51.5mm。上、下垫片600-0.6型号是jb/t4704-2000，螺母m16
折流挡装折流目的是程对流
型号是gb/t6170-2000。法当型号是hg/t-2009。双曲螺柱型号是jb/t4704-2000，设备法当型号是jb/t4701-2000。耳座b3型号jb/t4712.2-2007。封头eha600?8型号是jb/t4746-2002。换热管φ25?2.5型号是hg/t-2009。拉杆φ16型号是gb/t6170-2000。折流板δ=6型号是jb/t4712.2-2007。下管板δ=30型号是jb/t4712.2-2007。
压力泵的选择：因为介质均为液体，且*高压力不是很高，所以选用ate2000-y台式液体压力泵，是金湖中泰仪表有限公司生产的。
其他具体的型号见图表中。
4附录及图纸
附录1计算结果及参数
5总结
刚开始看到是设计列管式换热器的要求，但知道列管式换热器包括固定管板式、浮头式、u形管式、填料函式等常见的几种不同类型。所以选择时遇到不知道应该选择哪一种，本来想选择固定管板式，它比较简单，但发现冷流体升温超过，所以决定选用浮头式换热器，本次选择的浮头式换热器的优点是当环热管与壳体间有温差存在，壳体或环热管膨胀时，互不约束，不会产生温差应力；管束可以从壳体内抽搐，便与管内管间的清洗。当然也有一些缺点，比如结构较复杂，用材量大，造价高；浮头盖与浮动管板间若密封不严，易发生泄漏，造成两种介质的混合。
再遇到的问题是由流量确定流速时遇到的问题是，温度变法范围较大，且换热器管子规格只有三种，如果根据流速计算管径很麻烦，加大了计算量，我认为不是很科学。我觉得应该先确定管径，然后根据流量来计算单管程数，再根据选择的热流体的参数来估算传热面积，*后计算出传热管长，确定管程数。换热器的设计，从课本上简单的理论计算，到根据需求满足一定条件的切实地进行设计，不再仅仅包括呆板单调的计算，还有根据具体要求选择、区分和确定设计的换热器的每一个细节，我觉得这是*大的一个挑战。
6参考文献
[1]王志魁，刘丽英，刘伟，化工原理第四版[m].化学工业出版社，*，2010.
[2]wenku.baidu/view/18c8413c0912aab.html.
[3]阮奇，黄诗煌.化工原理优化设计与解题指南[m].化学工业出版社，*，2001.[4]申迎华，郝晓刚.化工原理课程设计[m].化学工业出版社，*，2011.[5]申迎华，郝晓刚.化工原理课程设计[m].化学工业出版社，*，2011.
[6]王志魁，刘丽英，刘伟.化工原理第四版[m].化学工业出版社，*，2010.[7]涂伟萍，陈佩珍，程达芳.化工过程及设备设计[m].化学工业出版社，*，2000.
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第2篇：板式换热器供热系统节能设计方法
板式换热器主要由多个板片组装而成，且各个板片间均留有一定的空隙。当流体经过板片时，板片之间的间隙能起到冷热交换的作用。那么，下面是小编为大家整理的板式换热器供热系统节能设计方法，欢迎大家阅读浏览。
1、板式换热器供热系统的工作原理分析
板式换热器主要由多个板片组装而成，且各个板片间均留有一定的空隙。当流体经过板片时，板片之间的间隙能起到冷热交换的作用。由于流道空间非常小，流体在流经板片时的速度较快，易形成湍流，湍流间会形成较大的波纹。湍流波纹的影响大大提升了板式换热器的换热*能。与一般的换热器相比，其换热*能优于一般的换热器，这是板式换热器可代替一般换热器的重要原因之一。此外，湍流波纹还会增强板片的刚度，当两种流体流过板片四个角的孔洞后会在板式换热器中形成流道，*后形成顺向或逆向流动。此时，可将板片当作流通介质实现热量的交换，进而完成板式换热器的供热环节。分析板式换热器供热系统可进一步了解其存在的问题，比如板片的承受能力、流程安排能否改变、湍流波纹能否得到有效应用等。根据以上分析，我们应不断优化与板式换热器结构有关的设计，从而提升换热器供热系统的换热*能。
2、板式换热器供热系统存在的问题
2.1换热与降压的匹配问题
对于板式换热器而言，换热系数与通道中流体的流速成正比，即当通道内流体的速度较快时，换热系数会增大，且流速加快会导致流体受到的阻力不断增加，进而加大了流体压力的损耗。因此，应选取适当的流速或寻求压力损耗与换热系数的平衡，从而不断提升板式换热器供热系统的综合*能。
2.2研究不够完善
板式换热器在我国的起步较晚、研究时间较短，这在一定程度上限制了供热系统的发展，进而对供热系统的节能设计造成了影响。此外，我国对板式换热器的研究不够深入，缺乏一定的技术专利。因此，相关部门应加大资金投入，购买相应的专利。
2.3应用场合受到限制
板式换热器具有独特的优势，但也存在一些问题。就当前供热系统的设计而言，存在很多缺陷，比如节能设计在供热系统中的应用受到了限制，主要表现在换热器难以在高温、高压的环境中运行。这是因为板式换热器中的核心元件为较薄的金属片，其承受压力的能力有限，而板式换热器常用于重工业生产中，这就需要板式换热器具备较强的承受压力的能力。由此可见，对于板式换热器供热系统而言，突破以往应用场合的限制是其应用节能设计的基本条件之一。
3、供热系统节能设计的优化方法
在分析了板式换热器的工作原理后，深入了解了影响其换热*能的因素，比如板片的波纹、流速、换热系数、流道的安排等。对于板式换热器供热系统的节能设计而言，应充分考虑其影响因素，不断优化供热设计中的各个子系统，具体方法如下所示。
3.1不断优化整体设计
对于整个板式换热器供热系统而言，节能设计不只是在供热系统的设计环节中需要考虑的问题，在换热器方面也需考虑该问题。因此，在优化供热系统板片的同时，还应优化板式换热器的结构和功能，从整体上实现供热系统的节能优化，从而实现供热系统的节能设计。此外，对于不同的应用要求和场合，应合理选择优化的方法和系数。
3.2不断优化板片设计
在板式换热器供热系统中，优化板片是非常关键的环节，主要包括以下2步：①板片承受压力的能力对板式换热器供热系统的*能影响很大，因此，需要研制一些*能良好的制作材料，这也属于研发换热器的主要研究方向之一。②优化板片强度及其表面的波纹。应仔细分析板片波纹的类型、高度和波纹角等。只有合理优化板片设计，才有可能实现板式换热器供热系统的节能设计。
3.3匹配换热系数与压降
换热系数与压降的匹配主要指平衡流体所受压力的损耗和换热系数。通常情况下，可采用传热的单元数法、对数的平均温差法和单侧的压降*大化的利用法等。这样做的主要目的是有效分析板片可承受的*大压降或*适宜的压降，从而准确推算出流体在流经通道时的压降和流速，从而找到一种压降值*大的设计方法，并找到比较合适的换热系数与降压匹配，从而增强板片承受压力的能力。
3.4合理安排流道
流道安排的合理*与板式换热器供热系统的*能有直接关系。串联型、混联型的流道安排存在较大的差异，比如在换热系数与压降存在很大的差距时，就需要应用混联型流程的流道安排。因此，对于板式换热器供热系统的节能设计而言，既要考虑板式换热器的应用场合，又要考虑其能承受的压力和流体流速。只有不断综合分析各种因素，才能设计出比较**的换热器供热系统，即*节能的板式换热器供热系统。
第3篇：浮动式滗水器的设计和运行
介绍了采用自动橡胶球阀的浮动式滗水器设计原理和设计要点,并详述了完全国产化生产的大型浮动式滗水器在实际运行中的*能.研究表明,浮动式滗水器结构简单可靠、运行稳定、滗水深度大、适用范围广,其堰口负荷随着滗水的进行而逐渐减小,与SBR工艺匹配较好,既保*了出水水质,又具有较大的滗水能力.
沈文钢,徐懋瑞,郑小黑,冯生华(深圳中兴环境工程技术有限公司,广东,深圳,)
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