畢業(yè)設(shè)計（論文）-板式凝氣器在火力發(fā)電廠間接空冷中的應(yīng)用研究

山西大學(xué)工程學(xué)院畢業(yè)設(shè)計論文PAGEPAGE59山西大學(xué)工程學(xué)院畢業(yè)設(shè)計（論文）題目板式凝氣器在火力發(fā)電廠間接空冷中的應(yīng)用研究系別動力工程系專業(yè)熱能與動力工程班級動本0717姓名胡晉陽指導(dǎo)教師焦海峰下達(dá)日期2011年02月28日設(shè)計時間自2011年02月28日至2011年06月20日畢業(yè)設(shè)計（論文）任務(wù)書一、設(shè)計題目：1、題目名稱板式凝汽器在火電廠間接空冷中的應(yīng)用研究2、題目來源山西大學(xué)工程學(xué)院二、目的和意義將所學(xué)的知識和技能用于實際應(yīng)用當(dāng)中，理論聯(lián)系實際，運(yùn)用科學(xué)的研究方法，對工程問題進(jìn)行分析，進(jìn)行設(shè)計（實驗）。對于本課題而言，應(yīng)對板式凝汽器的經(jīng)濟(jì)性及可靠性進(jìn)行綜合分析，并與原管式凝汽器對比，得出結(jié)論。促進(jìn)板式凝汽器在電站里的應(yīng)用推廣。三、原始資料曲寧，田茂誠，板式換熱器傳熱與流動分析.〔碩士學(xué)位論文〕[M].山東：山東大學(xué)，2005：1-77周耕宇，板式凝汽器在火電機(jī)組冷端系統(tǒng)的應(yīng)用研究.〔碩士學(xué)位論文〕[M].華北電力大學(xué)，2008：1-66楊崇麟.板式換熱器工程設(shè)計手冊[M].北京：機(jī)械工業(yè)出版社，1998：66～81程寶華，李先瑞.板式換熱器及換熱裝置技術(shù)應(yīng)用手冊[M].中國建筑工業(yè)出版社，2005：64-66四、設(shè)計說明書應(yīng)包括的內(nèi)容1、封面2、畢業(yè)設(shè)計任務(wù)書3、摘要、關(guān)鍵詞4、目錄5、引言（前言）6、正文7、結(jié)論8、參考文獻(xiàn)9、原文、譯文10、指導(dǎo)教師評語表11、封底五、設(shè)計應(yīng)完成的圖紙計算表及圖見正文六、主要參考資料曲寧，田茂誠，板式換熱器傳熱與流動分析.〔碩士學(xué)位論文〕[M].山東：山東大學(xué)，2005：1-77周耕宇，板式凝汽器在火電機(jī)組冷端系統(tǒng)的應(yīng)用研究.〔碩士學(xué)位論文〕[M].華北電力大學(xué)，2008：1-66楊崇麟.板式換熱器工程設(shè)計手冊[M].北京：機(jī)械工業(yè)出版社，1998：66～81程寶華，李先瑞.板式換熱器及換熱裝置技術(shù)應(yīng)用手冊[M].中國建筑工業(yè)出版社，2005：64-66任書恒.板式換熱器的應(yīng)用及其發(fā)展前景[J].石油化工設(shè)備技術(shù)，1991,12(1)：7-11汪洋，汪國山，毛新青.N-16000型凝汽器的熱力性能分析與改造措施探討[J].汽輪機(jī)技術(shù)，2004,46(4)：283-286,294錢伯章.非管殼式緊湊型節(jié)能換熱器及其應(yīng)用[[J].化工機(jī)械，1992,19(4)：228-236七、進(jìn)度要求1、實習(xí)階段第8周（04月11日）至第10周（04月30日）共3周2、設(shè)計階段第2周（02月28日）至第7周（04月09日）第11周（05月02日）至第18周（06月25日）共15周3、答辯日期第18周（2011年06月20日）八、其它要求無板式凝汽器在火電廠間接空冷中的應(yīng)用研究摘要凝汽式汽輪機(jī)是現(xiàn)代火電站和核電站中廣泛采用的典型汽輪機(jī)。凝汽設(shè)備是凝汽式汽輪機(jī)裝置的一個重要組成部分。凝汽設(shè)備工作的好壞直接影響到整個裝置的熱經(jīng)濟(jì)性和運(yùn)行可靠性。因此應(yīng)對凝汽設(shè)備的工作原理和變工況特性加以了解。本文根據(jù)火電機(jī)組冷端系統(tǒng)實際運(yùn)行需要，鑒于板式換熱器緊湊、高效的特點，提出了在火電機(jī)組冷端系統(tǒng)中采用板式凝汽器替代傳統(tǒng)管殼式凝汽器的設(shè)想。論文從兩個層次展開研究，第一個層次從板式凝汽器單體設(shè)計優(yōu)化的角度入手，提出了板式凝汽器設(shè)計方案，對板式換熱器結(jié)構(gòu)進(jìn)行了優(yōu)化，并用傳熱特性和阻力特性相結(jié)合的評價指標(biāo)來比較它和管殼式凝汽器的性能優(yōu)劣。第二個層次則以300MW為實例，進(jìn)一步闡述冷端系統(tǒng)采用板式凝汽器的優(yōu)勢。為以后板式凝汽器在火電機(jī)組的應(yīng)用提供了參考。關(guān)鍵詞：板式凝汽器；火電機(jī)組；冷端系統(tǒng)；應(yīng)用Plate

air-cooled

condenser

in

thermalpowerplants

inthe

applicationofindirectABSTRACTTheCondensingSteamTurbineisatypicalturbinethatwidelyusedinmodernPowerPlantandNuclearPowerStation.Condensingequipmentisanimportantpartoftheequipmentofcondensingsteamturbine.Thequalityofthecondensingequipmentsoperatedirectlyeffectstheentireinstallationofthermaleconomyandrunningreliability.SoweshouldknowtheworkingprincipleofthecondensingequipmentandthecharacterofthechangingcirculatingCircumstance.Thispaperbasedontheneedsoftheoperationofthecold-condenser-system,inthelightoftheplateheatexchanger'ssomefeatures,suchascompact,efficientetc.Usingtheplatecondenserinsteadofthetube-condenserwasproposed.Thispaperwasresearchedfromtwodifferentlevels.Firstlevelwasstudiedfromthedesignoptimizationoftheplate-condenser,putforwardadesignblueprintabouttheplate-condenser,theplateheatexchangerstructurehasbeenoptimized.Atthesametimetheperformanceofthetwodifferentheatexchangerswereevaluatedbytheindicatorscombinedresistanceandheattransfercharacteristics,tocompareitandtube-condenserperformancemerits.Thesecondlevelwasstudiedfromthe300MWcool-end-system'sasanexample，todemonstratetheplatecondenser'sadvantages.Providesomereferencesfortheapplicationoftheplate-condenserinpowerplantunitinthefuture.KEYWORDS：plate-condenser;powerunit;cool-end-system;application目錄第一章緒論 11.1課題研究背景與意義 11.2板式換熱器應(yīng)用研究現(xiàn)狀 21.3板式換熱器的優(yōu)點 21.4論文主要的研究內(nèi)容 4第二章板式換熱器和管殼式換熱器的性能計算 52.1板式換熱器傳熱系數(shù)的計算 52.1.1凝結(jié)換熱系數(shù)的計算 52.1.2水側(cè)換熱系數(shù)的計算 72.1.3總傳熱系數(shù)的計算 82.2板式換熱器汽阻計算 82.3板式換熱器水阻計算 112.3.1準(zhǔn)則方程式法 112.3.2壓力降計算方法 112.4管殼式換熱器傳熱系數(shù)的計算 122.4.1美國HEI的計算方法 132.4.2前蘇聯(lián)BTH的計算方法 152.4.3BEAMA公式 172.5管式換熱器的汽阻計算 182.6管式換熱器的水阻計算 182.6.1分析法 182.6.2HEI圖線法 192.7本章小結(jié) 21第三章板式凝汽器設(shè)計方案及性能評價 223.1設(shè)計條件 223.2管殼式換熱器的設(shè)計 223.2.1熱負(fù)荷的確定 223.2.2對數(shù)平均溫差 233.2.3冷卻面積的確定 243.2.4設(shè)計結(jié)果 24表3-3管式凝汽器熱力計算和水力計算[4,29]匯總 243.3板式換熱器的優(yōu)化設(shè)計過程 263.3.1板片的結(jié)構(gòu)設(shè)計 26圖3-2LT板片波紋示意圖 26圖3-4水側(cè)板問距的影響 30圖3-5水側(cè)板問距的影響 31圖3-6蒸汽側(cè)板問距的影響 32圖3-7蒸汽側(cè)板問距的影響 32圖3-8蒸汽側(cè)板間距的影響 33圖3-9板長的影響 34圖3-10板長的影響 34圖3-11板長的影響 35圖3-12板寬的影響 35表3-4板片主要性能參數(shù) 36圖3-13板式換熱器結(jié)構(gòu)形式 373.3.2熱工計算結(jié)果 37表3-5汽側(cè)物性參數(shù) 37表3-6蒸汽側(cè)阻力降計算表 37表3-7水側(cè)計算表 383.4換熱器性能評價方法 393.4.1單一的性能熱性能指標(biāo)方法 403.4.2傳熱系數(shù)與流動阻力損失相結(jié)合的熱性能評價法 403.4.3單一指標(biāo)性能分析 41表3-8換熱器的換熱系數(shù)和壓降分析 413.4.4傳熱系數(shù)與流動阻力損失相結(jié)合的性能分析 41表3-9兩種換熱器的熱效率 413.5兩種方案結(jié)果分析 41表3-10兩種設(shè)計方案比較 413.6本章小結(jié) 42第四章300MW機(jī)組實例分析 434.1實例計算 434.1.1己知參數(shù) 43表4-1機(jī)組主要技術(shù)特征 434.1.2兩種換熱器設(shè)計值 43表4-2設(shè)計工況下管式凝汽器參數(shù) 43表4-3設(shè)計工況下板式凝汽器參數(shù) 444.1.3凝汽器變工況運(yùn)行計算的假設(shè)條件 444.2變工況運(yùn)行特性分析 45圖4-5汽輪機(jī)排汽量對于板式凝汽器壓力的影響曲線 45圖4-6循環(huán)水溫度對于板式凝汽器壓力君的影響曲線 46圖4-7循環(huán)水量對凝汽器壓力影響的特性曲線 46圖4-8循環(huán)水量對凝汽器壓力影響的特性曲線 47圖4-9循環(huán)水溫對于兩種凝汽器壓力影響特性曲線 47圖4-10汽輪機(jī)排汽量對于兩種凝汽器壓力的影響比較特性曲線 484.3本章小結(jié) 48第五章結(jié)論 49表5-1兩種凝汽器投資費(fèi)用對照表 49參考文獻(xiàn) 51附錄：翻譯 53引言凝汽式汽輪機(jī)是現(xiàn)代火電站和核電站中廣泛采用的典型汽輪機(jī)。凝汽設(shè)備是凝汽式汽輪機(jī)裝置的一個重要組成部分。凝汽設(shè)備工作的好壞直接影響到整個裝置的熱經(jīng)濟(jì)性和運(yùn)行可靠性。而板式凝氣設(shè)備作為一種新技術(shù)、新工藝，在近年來得到了迅猛的發(fā)展，但在目前電站中的應(yīng)用還不夠成熟，因此應(yīng)對板式凝汽設(shè)備的工作原理和變工況特性加以了解，并在電站中進(jìn)行推廣應(yīng)用。板式換熱器的發(fā)展已經(jīng)經(jīng)歷了l00多年的歷史。1878年德國就發(fā)明了板式換熱器。而我國板式換熱器的研究、設(shè)計和制造開始于60年代。目前，它已經(jīng)作為高效、緊湊的換熱設(shè)備、大量應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)中。國內(nèi)板式換熱器被廣泛的應(yīng)用于采暖、生活熱水、空調(diào)、化工等領(lǐng)域，也用作電廠的熱網(wǎng)加熱器。但是電廠的凝汽器采用板式換熱器方面還不夠成熟，鑒于上述清況，將板式換熱器應(yīng)用在火電機(jī)組冷端系統(tǒng)中具有很強(qiáng)的創(chuàng)新性及實際意義。雖然一般的板式換熱器具有占地面積及重量比重小、污垢系數(shù)小、制造成本低、端差小、傳熱系數(shù)大以及安裝檢修方便清洗簡單等諸多優(yōu)點，但是由于存在如下問題，限制了它的應(yīng)用范圍和發(fā)展：密封性較差，易泄露；需要經(jīng)常更換墊片，較麻煩；耐壓能力較低，一般約為1MPa；耐溫能力受墊片材料的影響；流道小，不適宜氣—?dú)鈸Q熱或蒸汽冷凝以及流動阻力大等局限性。所以本課題從經(jīng)濟(jì)性可靠性出發(fā)，對以上出現(xiàn)的問題要做詳細(xì)的研究與評估，并得出較為可靠的結(jié)論。第一章緒論1.1課題研究背景與意義能源和水資源是人類賴以生存和發(fā)展的重要條件，節(jié)約能源是我國的一項基本國策。眾所周知，火電廠是消耗一次能源的大戶。在當(dāng)今國家能源供應(yīng)干分緊張的情況和電力行業(yè)實施“廠網(wǎng)分開”、“競價上網(wǎng)”的競爭機(jī)制下，提高節(jié)能意識，加強(qiáng)能源管理，完善電廠優(yōu)化運(yùn)行，達(dá)到節(jié)能降耗、提高經(jīng)濟(jì)效益的目的，具有干分重要的意義。在現(xiàn)代大型電站凝汽式汽輪機(jī)組的熱力循環(huán)中，凝汽設(shè)備起著冷源的作用，凝汽器是冷端系統(tǒng)的核心換熱設(shè)備，其主要任務(wù)是將汽輪機(jī)排汽凝結(jié)成水并在汽輪機(jī)排汽口建立與維持一定的真空度，而真空度是表征凝汽器工作的主要指標(biāo)，是影響汽輪機(jī)經(jīng)濟(jì)運(yùn)行的主要因索之一。真空度降低使汽輪機(jī)的有效焙降降低，影響汽輪機(jī)的出力和機(jī)組設(shè)備的安全性。電廠凝汽器一般運(yùn)行經(jīng)驗表明；凝汽器真空下降1kPa，汽輪機(jī)組熱耗會增加1.5～2.5%[1]。而且，凝汽器真空下降，會使排汽溫度升高，會使汽輪機(jī)軸承中心偏移，嚴(yán)重時會使機(jī)組產(chǎn)生振動，影響汽輪機(jī)安全運(yùn)行。從國內(nèi)已建發(fā)電廠應(yīng)用現(xiàn)狀來看，火電機(jī)組的凝汽器均采用管殼式換熱器。它具有結(jié)構(gòu)簡單、制造材料廣泛，適應(yīng)性強(qiáng)等優(yōu)點。管殼式換熱器一般由殼體、管束、管板和封頭等部件組成，但是由于凝汽器殼側(cè)的蒸汽側(cè)流動和換熱狀況不理想，冷卻管束和蒸汽通道的結(jié)構(gòu)和布置方式也影響了換熱器的換熱效果，導(dǎo)致了凝汽器真空達(dá)不到設(shè)計值[2]。板式換熱器是用壓制有波紋的薄金屬換熱板片疊裝而成的一種換熱設(shè)備，它的主要優(yōu)點是結(jié)構(gòu)緊湊、耐溫承壓能力強(qiáng)、重量輕、污垢系數(shù)低、傳熱效率高，能實現(xiàn)多種介質(zhì)換熱，可以通過改變換熱面積或多流程組合適應(yīng)新?lián)Q熱工況要求，另外檢修、清洗都很方便。但其流動阻力非常大，換熱器各板片之間形成許多小流通斷面的流道，通過板片進(jìn)行熱量交換。它與常規(guī)的管殼式換熱器相比，在相同的流動阻力和水泵泵功率消耗情況下，其傳熱系數(shù)要高出一倍左右[3]。目前，板式換熱器被廣泛的應(yīng)用于采暖、生活熱水、空調(diào)、化工等領(lǐng)域，也用作電廠的熱網(wǎng)加熱器。但是電廠的凝汽器還沒有采用板式換熱器的先例，鑒于上述清況，將板式換熱器應(yīng)用在火電機(jī)組冷端系統(tǒng)中具有很強(qiáng)的創(chuàng)新性及實際意義。1.2板式換熱器應(yīng)用研究現(xiàn)狀目前板式換熱器已經(jīng)作為高效、緊湊的換熱設(shè)備、大量應(yīng)用于工業(yè)生產(chǎn)中。它的發(fā)展已經(jīng)經(jīng)歷了l00多年的歷史。1878年德國就發(fā)明了板式換熱器。而我國板式換熱器的研究、設(shè)計和制造開始于60年代。1965年，蘭州石油化工機(jī)械廠根據(jù)一些資料設(shè)計，制造了我國首家生產(chǎn)的板式換熱器?，F(xiàn)在我國板式換熱器的制造廠家有四五干家，年生產(chǎn)2000臺以上。板式換熱器(PHE)由于在許多方面優(yōu)于管殼式換熱器，所以，盡管只有百余年的歷史，但發(fā)展迅速，應(yīng)用領(lǐng)域遍及國民經(jīng)濟(jì)各部門。板式換熱器分為可拆卸和焊接式兩大類。80年代以來，品種規(guī)格、密封結(jié)構(gòu)、設(shè)計與制造技術(shù)等方面均有了突破性進(jìn)展，發(fā)展方向趨于“大參數(shù)、多品種、高性能”。其中，包括耐溫、耐壓、耐腐蝕及其它特種PHE。(1)可拆卸板式換熱器[7]板片種類繁多，但仍以人字形波紋板片為主。瑞典ALFA-LAVAL、英國APV,德國GEA和W-Schmidt、法國VICARB、日本HISAKA(日阪制作所)以及美國Transter等公司的產(chǎn)品技術(shù)先進(jìn)，較有特色。(2)焊接板式換熱器[8～16]可拆卸板式換熱器的應(yīng)用范圍除受到壓力和溫度的限制外，主要是流體與密封墊片的相容性問題。因此，在高溫、高壓的清潔流體和有侵蝕性流體等工況下，焊接板式換熱器更具競爭性。但是，其缺點是不能(或只能局部)拆開清洗、檢查和維修。該產(chǎn)品只有半焊式和全焊式二類。目前生產(chǎn)全焊接式板式換熱器的公司主要有ALFA-LAVAL公司生產(chǎn)的AlfaRex換熱器、Compaplate換熱器；Tranter公司生產(chǎn)的MAXCHANGER換熱器、“雙板”結(jié)構(gòu)焊接板式換熱器；BARRIQU-AND-ECHANGEURS公司生產(chǎn)的PLATULAR換熱器，德國BAVEX公司開發(fā)的適用于高溫、高壓的全焊接板式換熱器；日本千代田公司引進(jìn)此技術(shù)，生產(chǎn)的千代2BAVEX板式換熱器；Schmidt-Bretten公司生產(chǎn)的S-IGMAW-IG換熱器；法國PACK-INOX公司生產(chǎn)的PACK-INOX換熱器。這些換熱器都采用全焊接結(jié)構(gòu)，更為緊湊、重量更輕、費(fèi)用更少，可在較低的流體體積下操作，并具有更高的操作壓力和操作系能以及更高地效率。此外，全焊接式換熱器的結(jié)構(gòu)簡單，更為堅固和耐用，并且易于制造和組裝。1.3板式換熱器的優(yōu)點(1)占地面積及重量比重[17]板式換熱器結(jié)構(gòu)緊湊，單位體積內(nèi)的換熱面積為管殼式換熱器的2～5倍，而且不用像管殼式換熱器那樣要預(yù)留出管束的檢修場地。從緊湊度上比較：管殼式換熱器為78m2/m3，板式換熱器為220m2/m3。囚此實現(xiàn)同樣的換熱任務(wù)時，板式換熱器的占地面積約為管殼式換熱器的1/5～板式換熱器的板片厚度為0.6～0.8mm，管殼式換熱器的換熱管厚度為2.0～2.5mm；(2)污垢系數(shù)板式換熱器由于板間流體的劇烈湍動，雜質(zhì)不易沉積和不銹鋼制造的板面光滑，易清洗，所以板式換熱器的污垢系數(shù)比管殼式換熱器的污垢系數(shù)小得多。板殼式換熱器由于換熱過程處于強(qiáng)烈的湍流狀態(tài)，高剪切力抑制了板畫上污垢的形成，流體在波紋形通道內(nèi)的停留時間均勻，所以其結(jié)垢傾向遠(yuǎn)低于管殼式換熱器。(3)制造成本板式換熱器主要用金屬板材，因而原材料的價格比同樣金屬的管材要低。(4)端差管殼式換熱器傳熱端差(即冷卻水進(jìn)口溫度和被冷卻介質(zhì)出口溫度差)為5℃左右。板式換熱器由于其結(jié)構(gòu)特點可以將傳熱端差降低至1(5)傳熱系數(shù)[20]板式換熱器具有較高的傳熱效率，由于波紋狀通道中流動的流體受到強(qiáng)烈擾動，臨界雷諾數(shù)只有20～50，在很低的流速下就能達(dá)到湍流狀態(tài)，并且可實現(xiàn)純逆流換熱，所以具有很高的傳熱系數(shù)。板式換熱器中，冷卻水側(cè)與蒸汽側(cè)流動均為湍流，兩種流體逆向流動，由于波紋的作用引起湍流從而產(chǎn)生高傳熱率、高阻力壓降和高切應(yīng)力場，這將導(dǎo)致抑制污垢在傳熱面上形成。其傳熱系數(shù)一般為3500～5500W/(m2·K),可節(jié)省板式換熱器的換熱面積。(6)安裝檢修[18,19]管殼式換熱器是由管束組成，自身重量體積都較大，在檢修抽管時需要留出管束一樣長的距離，占地較多，還需配備必要的起吊檢修設(shè)施。管殼式換熱器的設(shè)計壽命一般為30年，大修周期4年。當(dāng)換熱器發(fā)生泄漏時(可能是管子與管板間的泄漏或是管子破裂引起的泄漏)，可采用堵管等措施在短時間內(nèi)恢復(fù)工作性能，管殼式換熱器允許有7%的堵管裕量?？梢愿鶕?jù)需要采用膠球清洗裝置對管內(nèi)進(jìn)行定期的機(jī)械清洗。板式換熱器具有體積小，重量輕的特點，檢修方便，不需設(shè)檢修起吊設(shè)施，安裝占地較少。在冷卻水中可加入多種無毒強(qiáng)鰲合劑，這些鰲合劑具有抑制生物的生長也可促使微生物的死亡，而且這些鰲合劑相互之間還具有協(xié)調(diào)作用和增效作用，與Ca2+、Mg2+離子鰲合能防垢，還具有強(qiáng)滲透作用和晶格扭曲作用，使水垢晶格扭曲變疏松，在水力沖刷作用下疏松的污垢及臟污，順沖洗水沖走，在水力沖刷時只要打開凝汽器兩端的鉸鏈活動門，在不停產(chǎn)的條件下，用水槍噴刷即可，縮短了維修時間，提高了經(jīng)濟(jì)性。1.4論文主要的研究內(nèi)容本文的主要任務(wù)就是在換熱器設(shè)計計算理論的基礎(chǔ)上，通過對板式換熱器和管殼式換熱器進(jìn)行傳熱計算、流動計算，設(shè)計符合冷端系統(tǒng)要求的凝汽器，達(dá)到節(jié)能降耗，經(jīng)濟(jì)運(yùn)行的目的：(1)根據(jù)南屯電廠50MW[4]機(jī)組的運(yùn)行條件要求，在傳熱計算和流動計算的基礎(chǔ)上，對板式換熱器進(jìn)行了結(jié)構(gòu)參數(shù)優(yōu)化設(shè)計，用敏感因索分析方法對影響板式換熱器性能的結(jié)構(gòu)參數(shù)進(jìn)行了分析。(2)引入傳熱系數(shù)和阻力相結(jié)合的性能指標(biāo)對兩種換熱器的性能給出更為直觀和科學(xué)的評價。(3)針對300MW機(jī)組的運(yùn)行條件設(shè)計板式凝汽器，當(dāng)板式凝汽器在運(yùn)行參數(shù)條件偏離設(shè)計值時，對板式凝汽器運(yùn)行情況進(jìn)行分析，并和管殼式凝汽器進(jìn)行了比較。(4)針對板式凝汽器和管殼式凝汽器進(jìn)行分析總結(jié)，促進(jìn)板式凝汽器在電站里的應(yīng)用推廣。第二章板式換熱器和管殼式換熱器的性能計算換熱器的性能含義很廣，包括傳熱性能、阻力性能、機(jī)械性能、經(jīng)濟(jì)性能，而傳熱性能和阻力性能是決定換熱器性能優(yōu)劣的關(guān)鍵性標(biāo)志。囚為本論文主要是針對板式換熱器在火電機(jī)組冷端系統(tǒng)中的應(yīng)用，所以本章下述內(nèi)容列出的都是在蒸汽冷凝相變換熱條件下的板式換熱器傳熱和流動計算公式。管殼式的計算公式給出的是火電機(jī)組凝汽器熱工計算的經(jīng)驗公式。2.1板式換熱器傳熱系數(shù)的計算傳熱系數(shù)計算(2-1)式中：a1——蒸汽側(cè)的傳熱膜系數(shù)(W/m2·K)；R1——蒸汽側(cè)污垢系數(shù)(m2·K/W)；δ——板片厚度m；λp——板片導(dǎo)熱熱阻(W/m·K)；R2——水側(cè)污垢系數(shù)(m2·K/W)；a2——水側(cè)的傳熱膜系數(shù)(W/m2·K)；2.1.1凝結(jié)換熱系數(shù)的計算根據(jù)公式(2-2)可以計算蒸汽側(cè)的凝結(jié)換熱系數(shù)：（2-2）式中：Nu——蒸汽側(cè)的努賽爾數(shù)；λ——蒸汽的導(dǎo)熱系數(shù)(W/m·K)；de——蒸汽側(cè)的當(dāng)量直徑m。影響板式冷凝器換熱的因素有蒸汽流速、蒸汽干度、蒸汽壓力、蒸汽與冷卻介質(zhì)的相對流動方向等。目前尚末有人們公認(rèn)的計算式，以下介紹三種計算公式：1.Kumar.H計算公式[21](2-3)式中湍流時n=0.65～0.8，一般為0.7；C為0.1～0.3；Re=Glde/ul，其中質(zhì)量流率Gl=G’l(實際的液流量)+G"l(相當(dāng)?shù)囊毫髁?，G"l計算公式如下：(2-4)式中：Gv——兩相混合物流中的蒸汽質(zhì)量流率(kg/s)；ρv、ρl——分別為兩相流中的蒸汽和液體密度(kg/m)fv、fl——分別為蒸汽流及相當(dāng)液流量下液體流的摩擦系數(shù)。2.TovazhnyanskiyLL計算公式[22](2-5)式中：x1、x2——進(jìn)出口處蒸汽干度；Rel——總的質(zhì)量流率Gs下凝液雷諾數(shù)；Pr——凝液的普朗特數(shù)；ρv、ρl——進(jìn)、出口處液體、蒸汽的密度(kg/m3)。3.天津大學(xué)工中崢計算公式[23](2-6)式中：Rel——總的質(zhì)量流率下凝液雷諾數(shù)；H——考慮凝液膜厚度影響的無因次參數(shù)；ρv——進(jìn)口處蒸汽密度(kg/m3)；ρl/ρv——密度比，考慮蒸汽壓力的影響；（2-7）x2——出口處蒸汽干度（2-8）r’——考慮凝液過冷和液膜對流換熱影響的參數(shù)(J/kg)(2-9)其中r為汽化潛熱(J/kg)4.尾花英朗提出的計算式[24]（2-10）式中：Ql——冷凝負(fù)荷，Ql=Gl/B[kg/(m.s)]；Gl——每一通道的冷凝液，G,二MR——蒸汽總質(zhì)量流量(kg/s)；nR——蒸汽流過的通道數(shù)；x——蒸汽的進(jìn)出口平均干度；B——板寬度(m)；λl——冷凝液的導(dǎo)熱系數(shù)[W/(m.K)]；ρl——冷凝液的密度(kg/m3)；μl——冷凝液的鉆度[kg/(m.s)]；gc——重力加速度(N/kg)；2.1.2水側(cè)換熱系數(shù)的計算1.紊流狀態(tài)下不同形狀板片換熱準(zhǔn)則關(guān)系式可歸結(jié)為[3](2-11)式中： Nu及Re中的特征尺寸用當(dāng)量直徑de表示，de=4ab/(2a+2b)；a——板片寬度(m)；b——板片間距(m)；C,n,m,P值的范圍如下：C=0.15～0.40,n=0.65～0.85,m=0.30～0.45(通常用1/3),P=0.05～0.20。臨界雷諾數(shù)在10～400左右，取決于板片形狀。2.層流狀態(tài)下板片換熱準(zhǔn)則關(guān)系式可歸納為[21]：(2-12)式中：C,n,P值的范圍一般為：C=1.86～4.50,n=0.25～0.33,P=0.1～0.2(通常為0.14)；L——板片長度(m)；2.1.3總傳熱系數(shù)的計算在計算總傳熱系數(shù)的過程中，由計算蒸汽凝結(jié)側(cè)換熱系數(shù)公式(2-3)(2-6)可知需要得到換熱面溫度以確定需要的液體鉆度和溫差，可以用試算法確定.(1)假定一側(cè)壁溫twl'(2)由準(zhǔn)則方程式求該側(cè)換熱系數(shù)al；(3)由下式計算該側(cè)換熱量q1ql=a1（t1-twl）(4)根據(jù)壁的熱阻Rw，按下式計算另一側(cè)壁溫tw2q2=a2（tw2-t2)若假設(shè)壁溫正確，則q1=q2。當(dāng)q1≠q2時，則重新假定，直到q1=q2為止。2.2板式換熱器汽阻計算板式冷凝器的汽一液兩相流中，它的阻力包括摩擦阻力、局部阻力、加速及重力阻力。因此，只有分別計算出冷凝器的入口到出口間各處存在的相應(yīng)阻力，其總和即為一臺板式凝汽器的阻力。在各項阻力中，最主要的是摩擦阻力，加速及重力阻力很小，局部阻力約為總阻力的10%～15%所以板式換熱器汽側(cè)總阻力可按下式計算[21]：（2-13）根據(jù)天津大學(xué)的研究，板式冷凝器的總壓力降ΔP與板式冷凝器流道中汽一液兩相流的混合平均雷諾數(shù)Re之間有如下的關(guān)系（2-14）式中：C——有量綱(Pa)的系數(shù)；C和n與板型有關(guān)，通過試驗確定（2-15）式中：；w1——進(jìn)口處混合流速，；w2——出口處混合流速，；——平均黏度，；——平均密度，——平均干度，式中：ρvl、ρv2——進(jìn)、出口飽和蒸汽的密度(kg/m3)ρl1、ρl2——進(jìn)、出口飽和液體的密度(kg/m3)ρv、ρl——按進(jìn)、出算術(shù)平均溫差查取的飽和汽和飽和液體密度(kg/m3)μv、μl——按進(jìn)、出算術(shù)平均溫差查取的飽和汽和飽和液體的動力鉆度kg/(m·s)一般計算可以根據(jù)天津大學(xué)研究和Kumar的推薦，采用用洛克哈特一馬丁尼利(Lockhart-Martinelli)方法[21]。（2-16）式中：Φl——摩阻分液相系數(shù)；（ΔPf）l僅液相單獨(dú)流過同一流道時摩擦阻力；（2-17）式中：fl——液體沿程摩擦系數(shù)；L——流道長度(m)；wl——液體在流道中的流速(m/s)；（2-18）式中：vl——液體比容(m3/kg)；x——沿程L的平均干度，可用換熱器進(jìn)口和出口干度的平均值；(2-19)C值與流態(tài)有關(guān)，一般由試驗確定，Chisholm.D推薦C值見表(2-4)。表2-4不同流臺下的C值流態(tài)ttlttlllC值2112105流態(tài)是一流速為液相或氣相的表觀速度(指假定液或氣在整個流動截面中獨(dú)流動時wl0或wv0)時的Re數(shù)值為1000作為分組的基礎(chǔ)。即：液相（2-20）氣相（2-21）Rel≦1000,Rev≦1000——液體層流——?dú)怏w層流(11流態(tài))；Rel≦1000,Rev>1000——液體層流——?dú)怏w紊流(It流態(tài))；Rel>1000,Rev≦1000——液體紊流——?dú)怏w層流(t1流態(tài))；Rel>1000,Rev>1000——液體紊流——?dú)怏w紊流(tt流態(tài))；液相、氣相的表觀速度為：（2-22）（2-23）馬丁尼利參數(shù)X可近似用下式確定：（2-24）為氣、液相摩擦阻力之比，氣相（ΔPf）v則為：（2-25）式中：ρv——?dú)怏w密度(kg/m3)；wv——?dú)怏w在流道中的流速(m/s)；（2-26）式中：Gl——流過一個通道的質(zhì)量流量(kg/s)；fv——蒸汽沿程摩擦系數(shù)，波紋板可近似用下式計算：紊流區(qū)（2-27）層流區(qū)（2-28）過渡區(qū)摩擦系數(shù)f的確定，可在紊流區(qū)和層流區(qū)的邊界之間采用內(nèi)插法確定。對板式換熱器，其過渡區(qū)一般在10～150的雷諾數(shù)范圍內(nèi)。需要說明，fl、fv均應(yīng)由試驗確定，在無試驗值的情況下，才采取如上方法進(jìn)行近似計算。在各項阻力中，最主要的是摩擦阻力，加速及重力阻力很小，局部阻力占總阻力的10%～15%，所以，板式冷凝器的氣側(cè)總壓力降可按下式計算（2-29）2.3板式換熱器水阻計算板式換熱器液側(cè)壓降的計算方法[21]。2.3.1準(zhǔn)則方程式法（2-30）式中：B——系數(shù)，隨不同型號的板式換熱器而定；M——流程數(shù)；d——指數(shù)，與型號有關(guān)，d為負(fù)值。由式子Eu=ΔP（/ρw2）計算壓力降2.3.2壓力降計算方法一臺板式換熱器的壓力降由角孔壓力降和流道壓降力組成，即（2-31）(1)流道壓力降(人字形板)（2-32）式中：f——摩擦系數(shù)；L——流道長度，該值應(yīng)將平面長度乘以波紋展開系數(shù)；(2)角孔壓力降△P"（2-33）式中：f——摩擦系數(shù)；n——一個流程中的流道數(shù)；2.4管殼式換熱器傳熱系數(shù)的計算在下述文章中列出的管殼式換熱器傳熱系數(shù)公式都是電廠管殼式凝汽器的換熱器傳熱系數(shù)計算經(jīng)驗性公式。換熱器的熱阻由3部分組成，即水側(cè)的放熱熱阻Rw、管壁的熱阻Rt及汽側(cè)的放熱熱阻Rs。傳熱系數(shù)K，即：（2-34）式中：——管壁到冷卻水的表耐專熱系數(shù)[W/(m2.K)]；δ——冷卻管壁厚(m)；λ——冷卻管熱導(dǎo)率[W/(m.K)]；——汽一氣混合物到管壁的表耐專熱系數(shù)[W/(m2.K)]；其中，冷卻水側(cè)的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)aw和管壁的熱導(dǎo)率λ可以計算出確定，但汽側(cè)的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)as與汽一氣混合物的流速、空氣相對含量及管束排列方式等許多因素有關(guān)。由于這些因素又沿著汽流方向都在不斷變化，因此，as也沿著冷卻面積不斷變化，給傳熱系數(shù)的計算帶來了困難。根據(jù)對數(shù)平均溫差整理得出的總體傳熱系數(shù)一般在2300～4700[W/(m2.K)]之間。由于采用的試驗和考慮的影響因素不同，求取總體傳熱系數(shù)的方法也各不相同。目前我國廣泛采用美國熱交換協(xié)會(HEI)標(biāo)準(zhǔn)曲線法和前蘇聯(lián)全蘇熱工研究所(BTH)的公式和輔助曲線法。2.4.1美國HEI的計算方法美國傳熱學(xué)會(HEI)標(biāo)準(zhǔn)《表面式蒸汽凝汽器》中，規(guī)定計算總體傳熱系數(shù)的公式是[25]：（2-35）式中：C1—系數(shù)，按冷卻管外徑由表2-1查得表2-1HEI公式中系數(shù)C1和冷卻管外徑的關(guān)系表冷卻管外徑d2（mm）16～1922～2528～3235～3841～4548～51C1274727052664262325822541圖2-3HEI的基本傳熱系數(shù)K0與水速的關(guān)系由于系數(shù)C1是以新管、壁厚為1.24mm、海軍銅管、冷卻水溫為21℃為基礎(chǔ)，所以需對清潔程度、冷卻水溫度、管材和壁厚進(jìn)行修正。當(dāng)冷卻水進(jìn)口溫度和冷卻管材料、壁厚與上述不一致時，由圖2-圖2-4冷卻水溫度修正系數(shù)βt曲線由于在實際運(yùn)行中，換熱器不可避免地要積垢，所以還必須乘上一個清潔系數(shù)β3。β3映了冷卻管內(nèi)外壁表面的污垢對總體傳熱系數(shù)的影響，主要與冷卻水的潔凈程度有關(guān)。對利用自然水源(江河湖海)的直流供水系統(tǒng)，β3一般取0.8～0.85；對利用冷卻塔的循環(huán)供水系統(tǒng)，β3一般取0.75～0.8。近年來，膠球清洗裝置得到了廣泛的運(yùn)用，使冷卻管內(nèi)表面保持潔凈，對此，β3可取0.8～0.90。表2-2冷卻管材料、壁厚修正系數(shù)βm管材壁厚（mm）0.560.710.891.241.652.112.77海軍黃銅1.061.041.021.000.960.920.87砷黃銅1.061.041.021.000.960.920.87銅鐵合金1941.061.041.021.000.960.920.87鋁黃銅1.031.021.000.970.940.900.84鋁青銅1.031.021.000.970.940.900.84B100.990.970.940.900.850.800.74B300.930.900.870.820.770.710.64冷軋低碳鋼1.000.980.950.910.860.800.74304/316型不銹鋼0.830.790.750.690.630.560.49鈦0.850.810.770.71這樣總體傳熱系數(shù)K=K0β3βtβmW/(m2·K)(2-36)HEI公式是國外廣泛采用的電站凝汽器總傳熱系數(shù)計算公式。HEI公式簡單明了，使用方便，各種有關(guān)冷卻管材料品種、規(guī)格以及冷卻水溫的修正系數(shù)資料很齊全。該公式在使用上有一個重要優(yōu)點，就是無需事先假定任何參數(shù)，可以一次直接計算出結(jié)果。該公式的缺點是，孤立地考慮了冷卻水流速、冷卻水進(jìn)出口溫度的影響，而沒有考慮這些參數(shù)對總體傳熱系數(shù)的影響是彼此有關(guān)的；另外，它也沒有考慮冷卻水流程數(shù)對總體傳熱系數(shù)的影響。HEI方法使肚界上用得最為廣泛的一種，在商業(yè)上，一般都以HEI為標(biāo)準(zhǔn)。2.4.2前蘇聯(lián)BTH的計算方法蘇聯(lián)在1982年頒布的《火力和原子能電廠大功率汽輪機(jī)表面式凝汽器熱力計算指示》中規(guī)定：凝汽器總平均傳熱系數(shù)按下述別爾曼公式確定[26]。K=4070ββWβtβZβdW/(m2·K)（2-37）（2-38）（2-39）（2-40）式中：β——考慮冷卻表面清潔狀況和冷凝管材料及壁厚的系數(shù)；vw——冷卻水在冷凝管內(nèi)的流速，m/s；x——系數(shù)；Z——冷卻水的流程數(shù)；dl——冷凝管內(nèi)徑，mm；βw，βt，βz，βd——考慮冷卻水流速、冷卻水溫度、冷卻水流程數(shù)和蒸汽負(fù)荷率等影響的修正系數(shù)。式(2-4)適用于冷卻水溫twl≤45℃、管內(nèi)水速。vw=1～2.5m當(dāng)x/β≤0.6時x=0.12β（1+0.15twl）(2-41)當(dāng)x/β>0.6時（2-42）計算時，可按已知數(shù)據(jù)tw1和β代入式(2-41)和式(2-42)求出x值，再按比值x/β大小決定采用式(2-41)還是式(2-42)。當(dāng)tw≤35℃時（2-43）（2-44）式中：dk——蒸汽負(fù)荷率，g/(m2·s)?？梢?，采用別爾曼公式計算總傳熱系數(shù)時，要預(yù)先假定dk值，通過逐步逼近方法，最終確定總傳熱系數(shù)。當(dāng)35℃<tw1<45℃（2-45）當(dāng)凝汽器在設(shè)計負(fù)荷Dnk下，以及當(dāng)，的情況時（為臨界排汽量)βd=1（2-46）當(dāng)時（2-47）其中，。表面清潔狀況和管材及壁厚的影響系數(shù)按下式計算：β=β3βm（2-48）式中：β3—冷卻表面清潔系數(shù)，與冷卻方式和水質(zhì)有關(guān)，查表2-3；βm—管材修正系數(shù)，對壁厚δ=lmm的黃銅管為1.0，B5管為0.95,B30管為0.92，不銹鋼管為0.85。管子和水質(zhì)情況β3直流供水和清潔水0.80～0.85循環(huán)供水和化學(xué)處理（氯化、二氧化碳）的水0.75～0.80污臟水和可能形成礦物沉淀的水0.65～0.75新管0.80～0.85具有連續(xù)清洗的凝汽器0.85鈦冷凝管0.90別爾曼公式比較全面地考慮了影響傳熱系數(shù)的各種因素及其相互的聯(lián)系，計算工作量較大。在進(jìn)行設(shè)計工況下的凝汽器計算時，必須預(yù)先假定比蒸汽負(fù)荷；在變工況計算中，該公式規(guī)定了考慮比蒸汽負(fù)荷變化的修正系數(shù)。該公式使用的條件是：冷卻水溫<45℃，冷卻水管內(nèi)流速(1～2.5)m/s。2.4.3BEAMA公式英國凝汽器總平均傳熱系數(shù)的計算是根據(jù)英國電器機(jī)械制造協(xié)會(TheBritishElectricalAlliedManufacturesAssociation)的標(biāo)準(zhǔn)進(jìn)行的，這種計算方法和HEI相似，由下式計算[27]：K=K0β3βtβmW/(m2·K)（2-49）式中：K0——凝汽器管在清潔情況下，冷卻水入口溫度21℃時的基本平均傳熱系W/(m2·℃)，它隨水循環(huán)水流速vw和管外徑d1的變化關(guān)系由圖2-4可查得；β3——凝汽器管清潔系數(shù)，對循環(huán)供水，水質(zhì)為潔凈的河水或海水時，β3=0.95；水質(zhì)較臟時，β3=0.9；βt——考慮冷卻水平均溫度影響的修正系數(shù)，由圖2-3可查得；βm——考慮管材和壁厚影響的修正系數(shù)，由表2-2可查得。圖2-5凝汽器基本平均傳熱系數(shù)K0和水溫修正系數(shù)βt此方法總平均傳熱系數(shù)得的計算公式對外徑在13～32mm的管子都適用，但它沒有考慮蒸汽負(fù)荷率和空氣相對含量的影響。這些公式都是在特定的管束布置條件下試驗得出的，有一定的局限性，但是計算方便，且能夠滿足工程計算的要求。2.5管式換熱器的汽阻計算凝汽器汽阻，主要由三部分組成：管束進(jìn)口截面處的阻力，主管束區(qū)阻力和空氣冷卻區(qū)的阻力。蒸汽在進(jìn)入管束后，速度降低，部分動能轉(zhuǎn)變?yōu)閴毫δ埽箟毫τ兴厣?，因而管束入口截面的汽阻通常不太大。它和進(jìn)入第一排管束時汽流速度有關(guān)，速度愈大，汽阻也愈大[27]。（2-50）式中： C——與管束結(jié)構(gòu)形式有關(guān)的系數(shù)，其值在3.9×10-4～5.9×10-4之間，當(dāng)管束外圍蒸汽通流面積較大，沿汽流方向冷卻管排數(shù)不多時，C可取下限值；Dk——蒸汽流量(kg/s)vs——凝汽器壓力下干飽和蒸汽比體積(m3/kg)；L——冷卻長度(m)；dl——冷卻管外徑(m)；n——冷卻管數(shù)；2.6管式換熱器的水阻計算2.6.1分析法水阻是指冷卻水流經(jīng)凝汽器水側(cè)時所受到的阻力，其值等于冷卻水進(jìn)出口接管處靜壓之差。它包括冷卻水在換熱器冷卻管中的摩擦損失ΔP1、冷卻水在進(jìn)入和離開冷卻管時所引起的管段損失ΔP2以及冷卻水在水室中的壓力損失ΔP3三部分[26]。（MPa）（2-51）式中：λ——摩擦阻力系數(shù)；Vw——冷卻水流速(m/s)；l——冷卻管長度(m)；dl——冷卻管內(nèi)徑((m)；z——流程數(shù)。冷卻水在冷卻管內(nèi)的流動一般都在湍流區(qū)域，λ可從一般水力學(xué)手冊中查得。在3×103≤Re≤105情況下，（2-52）考慮到冷卻管壁可能不清潔和積垢，為了安全起見，由式(2-26)得出ΔP1可增加20%的安全裕度，即（2-53）ΔP2與管子早管板上的連接方法上有關(guān)，對脹接的換熱器（2-54）在計算水室中的壓力損失（2-55）式中，Cn——冷卻水在水室接管中的流速(m/s)2.6.2HEI圖線法美國HEI標(biāo)準(zhǔn)[25]提供了一套計算凝汽器水阻的曲線，表示了冷卻水平均溫度為25℃，管壁厚度為1.24mm的各種管徑、潔凈的新管子每米長度內(nèi)的摩擦損失ΔP1，與水速Vw的關(guān)系。對于壁厚不是1.24mm，冷卻水平均溫度不是25℃時，應(yīng)將查得的ΔP1分別乘以表2-5所列的壁厚修正系數(shù)C所以，冷卻管內(nèi)摩擦損失（2-56）式中：l——冷卻管長度(m)；z——流程數(shù)；表2-5摩擦損失的壁厚修正系數(shù)C1外徑（mm）壁厚（mm）2.772.111.651.240.890.710.56161.300.940.910.89191.281.161.061.000.950.930.9061.000.960.940.9251.000.960.940.93281.161.091.041.000.970.950.94321.141.081.041.000.970.960.94351.131.071.031.000.970.960.94381.121.061.031.000.970.960.95411.101.051.021.000.970.960.95451.101.051.021.000.980.970.96481.091.051.021.000.980.970.96511.081.041.021.000.980.970.96圖2-6摩擦損失的溫度修正系數(shù)C2圖(2-7)是單流程凝汽器水室中、冷卻管出、入口的管端損失與流速的關(guān)系。凝汽器出口水室中的壓力損失ΔP3o和進(jìn)口水室中的壓力損失ΔP3i可根據(jù)各自接管中的實際流速分別查得。而冷卻管出入口處的管端損失ΔP2綜合地反映在一根曲線上，其值根據(jù)冷卻水在冷卻管重點流速Cw查得(雙流程阻力可以在單流程管端損失上乘以2倍)圖2-7凝汽器水和管段損失1—管端損失2—水室進(jìn)口損失3—水室出口損失凝汽器水阻Hw認(rèn)為是下述三部分阻力之和：ΔP=ΔP1+ΔP2+ΔP3i+ΔP3o(2-57)式中：ΔP1——冷卻管內(nèi)摩擦阻力，它的大小與冷卻水在冷卻水在管內(nèi)的流速、管徑、管長以及管內(nèi)壁的表面狀態(tài)有關(guān)；ΔP2——冷卻管端部阻力，它與管內(nèi)流速、管端部的結(jié)構(gòu)情況有關(guān)ΔP3i——水室中的損失ΔP3o——進(jìn)出水室阻力，它與進(jìn)出水室的水流速、水室形狀及冷卻水流程數(shù)有關(guān)。2.7本章小結(jié)本章主要介紹了板式換熱器和管殼式換熱器傳熱計算和流動計算的方法，為下一章的換熱器設(shè)計計算奠定了基礎(chǔ)。第三章板式凝汽器設(shè)計方案及性能評價板式換熱器在工業(yè)、建筑業(yè)、能源事業(yè)、新能源利用和熱回收等各工業(yè)部門中得到了廣泛的應(yīng)用。在本文中考慮用板式換熱器取代火電機(jī)組冷端系統(tǒng)中的管殼式凝汽器，凝汽器的工作性能好壞直接影響到機(jī)組運(yùn)行的綜合特性，故合理設(shè)計非常重要。3.1設(shè)計條件南屯電廠三、四期工程原設(shè)計兩爐兩機(jī)，型號為N50-8.83-1，總裝機(jī)容量2×50MW,年發(fā)電量6億kWh，自投產(chǎn)以來，汽輪機(jī)真空一直偏低，汽輪機(jī)運(yùn)行背壓比設(shè)計大2.822kPa，特別是夏季沒有熱用熱戶，機(jī)組均以純凝方式運(yùn)行。汽輪機(jī)排汽量由抽汽工況時的118.8t/h增大至148.4t/h。由于凝汽器原按抽汽機(jī)組設(shè)計，而且凝汽器漏氣現(xiàn)象嚴(yán)重，背壓值升高，影響發(fā)電量?，F(xiàn)考慮更換新的凝汽器，以滿足機(jī)組經(jīng)濟(jì)運(yùn)行的需要。設(shè)計參數(shù)條件如下表：表3-1設(shè)設(shè)計條件參數(shù)凝汽器的蒸汽流量Dk=167t/h蒸汽比焓hc=542.3kcal/kg凝汽器壓力Pc=6.5kPa冷卻水溫度t1=26℃冷卻水流量W=10020t/h表3-2限制條件參數(shù)凝汽器設(shè)計工況水阻≤65kPa凝汽器汽側(cè)進(jìn)口允許最高溫度80℃凝結(jié)水過冷度≤0.5℃端差≤6.087℃凝汽器汽阻～0.4kPa3.2管殼式換熱器的設(shè)計本文主要針對電廠冷端系統(tǒng)設(shè)計凝汽器，管殼式換熱器的設(shè)計計算方法已經(jīng)比較成熟和完善，在本論文中將不再贅述，下面只簡單介紹其部分設(shè)計過程，其熱工計算可以參考第二章第二節(jié)、第四節(jié)及第六節(jié)的相關(guān)內(nèi)容，下面將直接給出計算結(jié)果，作為接下來板式換熱器設(shè)計的參考和依據(jù)：3.2.1熱負(fù)荷的確定在設(shè)計計算的第一步就是要確定換熱器的熱負(fù)荷。它是指凝汽器傳給冷卻水的熱量，也就是由蒸汽、疏水等帶入的全部熱量減去凝結(jié)水帶走的熱量，但是由于疏水帶入的熱量與汽輪機(jī)排汽帶入的熱量相比一般較小，所以，可以忽略不計。為了便于以后的分析和敘述，把熱負(fù)荷的式子寫成只考慮主汽輪機(jī)排汽的形式：Q=Wρc（t2-t1）=Dk（hc-hs）=167（542.3×4.187-157.58）/3.6=98090.69（kW）(3-1)式中：W——冷卻水流量(m3/s)t1,t2——冷卻水出口溫度(℃)；ρ——冷卻水密度(kg/m3)；c——冷卻水的比熱容[kJ/(kg·℃)]；3.2.2對數(shù)平均溫差蒸汽在換熱器中的放熱凝結(jié)過程干分復(fù)雜(如圖3-1所示)，每部分的熱負(fù)荷、冷卻水溫升、蒸汽凝結(jié)溫度都不盡相同。采用對數(shù)平均溫差作為蒸汽與冷卻水之間的傳熱溫差。圖3-1蒸汽在換熱器中凝結(jié)過程在計算對數(shù)平均溫差時，又假定蒸汽的凝結(jié)溫度ts沿冷卻面積不變，即不考慮汽阻及空氣含量對凝結(jié)溫度的影響。在熱負(fù)荷和循環(huán)倍率已知的情況下，可假設(shè)水的平均溫度，求取凝汽器循環(huán)水出口溫度，并計算對數(shù)平均溫差。對數(shù)平均溫差：℃（3-2）式中：ts——蒸汽凝結(jié)溫度，即凝汽器壓力下的飽和溫度(℃)；Δt2-1——冷卻水的溫升((℃)；δt——凝汽器的傳熱溫差：(℃)；由式子(3-1)可以得：℃（3-3）3.2.3冷卻面積的確定在熱負(fù)荷和對數(shù)平均溫差已經(jīng)確定的的條件下確定冷卻面積的大小只需計算總體平均換熱系數(shù)，而在電廠凝汽器的設(shè)計過程中可以參照前面提到的美國傳熱學(xué)會HEI公式(2-14)，不需要迭代，直接計算。根據(jù)熱平衡，換熱器的冷卻面積，（3-4）式中：Q——凝汽器的熱負(fù)荷(kW)；K——總體傳熱系數(shù)[W/(m2·K)]；Δtm——蒸汽和冷卻水之間傳熱對數(shù)平均溫差(℃)；3.2.4設(shè)計結(jié)果表3-3管式凝汽器熱力計算和水力計算[4,29]匯總項目名稱符號單位計算公式數(shù)值一熱力計算（一）已知數(shù)據(jù)凝氣器壓力PcMpa已知0.0065排氣量Dkkg/s汽輪機(jī)熱平衡計算給定46.388冷卻水進(jìn)口溫度t1℃供水條件給定26排氣焓值hckJ/kg汽輪機(jī)熱平衡計算給定2270.067冷卻倍率m有凝汽器供需方共同給定60（二）計算熱負(fù)荷QkWDk(hc-hs)98090.694對應(yīng)下飽和蒸汽溫度ts℃查水蒸汽表37.627凝結(jié)水過冷度△tc℃取值0.5冷卻水過冷度δ℃取值0.5凝結(jié)水溫度tc℃ts-△tc37.127凝結(jié)水焓hskJ/kg由水壓和水溫查得155.537冷卻水質(zhì)量流量qmt/hmDk2783.333冷卻水溫升△t2-1℃8.417冷卻水出口溫度t2℃t1+△t34.417端差δt℃ts-t23.210對數(shù)平均溫差tm℃6.540冷卻水流程數(shù)Z選定2冷凝管內(nèi)水速vwm/s方案比較時選定2冷凝管內(nèi)徑d1m選定0.023冷凝管外徑d2m選定0.025清潔系數(shù)β3選定0.85系數(shù)c1由表2-1查得2705溫度修正系數(shù)βt查圖2-31.08管材根據(jù)水質(zhì)選定HSn70-lA錫黃銅管管材修正系數(shù)βm查表2-21.01傳熱系數(shù)K0K03825.447總體傳熱系數(shù)KW/(㎡.K)K0β3βtβm3546.878冷卻面積A㎡4228.451總冷凝管數(shù)n06702.547冷凝管長度Lm8.036二水力計算（一）已知數(shù)據(jù)冷卻水流速vwm/s由實際管數(shù)和水量計算2冷卻水溫度t1℃給定26冷凝管內(nèi)徑d1m給定0.023冷凝管外徑d2m給定0.025管長度L′m8.036端管板厚度Bm由結(jié)構(gòu)設(shè)計給定0.04（二）計算單位管長摩擦阻力h0KPa/m2管壁修正系數(shù)C1查表2-50.972冷卻水溫度修正系數(shù)C2查圖2-60.958冷凝管總摩擦阻力ΔP1KpaC1C2LZh29.952管端阻力ΔP2Kpa查圖2-72.2水室進(jìn)口阻力ΔP3iKpa查圖2-71.7水室出口阻力ΔP3oKpa查圖2-70.6總水力阻力ΔPKpaΔP1+ΔP2+ΔP3i+ΔP3o34.4523.3板式換熱器的優(yōu)化設(shè)計過程3.3.1板片的結(jié)構(gòu)設(shè)計板式換熱器是由以金屬板片為換熱元件，它是由不銹鋼、工業(yè)純鈦或其它材料的薄板壓制而成。板片的波紋形式直接影響到板片的傳熱性能、阻力降以及整機(jī)的承壓能力。目前已存在百余種核心結(jié)構(gòu)，其主要波紋形式有：人字形波紋、水平平直波紋、斜波紋等。按照板片的連接方式又分為：可拆卸式和焊接式?？紤]到火電機(jī)組冷端系統(tǒng)蒸汽冷凝的技術(shù)要求，需要密封性更好的全焊接板式換熱器，考慮到蒸汽凝結(jié)壓力降的限制條件，所以選擇波紋結(jié)構(gòu)為LT波形的低阻力板片(其波紋形式見圖3-2)，并且組成不等截面的流道，分別用于蒸汽和水。但是由于目前沒此類型可選板型，所以需要對于板片的結(jié)構(gòu)進(jìn)行優(yōu)化設(shè)計。圖3-2LT板片波紋示意圖3.3.1.1目標(biāo)函數(shù)的建立本文中換熱器優(yōu)化設(shè)計問題，換熱量Q、兩側(cè)流體的質(zhì)量流量以及給出一些相關(guān)參數(shù)的變化范圍在上節(jié)管殼式換熱器的計算過程已確定，求滿足以上要求的且投資最省的設(shè)計方案，把經(jīng)濟(jì)性作為性能評價指標(biāo)。這是一個非線性約束的規(guī)劃問題，其數(shù)學(xué)模型的標(biāo)準(zhǔn)式為[28]：式中：obj——目標(biāo)函數(shù)；st——所受約束的條件；opt.var.——優(yōu)化變量；Pt——換熱器的投資費(fèi)用；Q——換熱量。原問題的對偶問題可寫為：板式換熱器的投資費(fèi)用可表示成單位面積單價和換熱面積的乘積，由于目前對于材料成本和勞動力成本的計算還比較困難，單位面積單價也會因為不同材料和不同勞動力成本而變化，因此在本文計算過程中忽略了價格因索對優(yōu)化結(jié)果的影響，直接用換熱面積，也即是以用材量作為約束條件進(jìn)行優(yōu)化設(shè)計，這種不會因材料、類型、勞動成本的變化而變化，適用性更強(qiáng)。根據(jù)等價原理，假設(shè)污垢熱阻不變的情況下，式中：R——總傳熱熱阻，(m2·K)/W；A——總的材料面積，m2。優(yōu)化變量的選擇板式凝汽器的實質(zhì)是水和蒸汽通過板片發(fā)生熱交換。在換熱材料一定的情況下，影響換熱器性能的主要因索有狀態(tài)參數(shù)和結(jié)構(gòu)參數(shù)。狀態(tài)參數(shù)參照上面管式換熱器設(shè)計參數(shù)取定。結(jié)構(gòu)參數(shù)主要是指換熱器的面積，寬度和高度以及板間距。由于前面已把換熱面積作為約束的條件之一，因此在換熱面積一定的前提下，影響換熱器性能的主要結(jié)構(gòu)參數(shù)只有換熱器的長度、寬度和兩側(cè)板間距，這四個變量是本文所選用的優(yōu)化變量[28]約束條件的確定(a)兩側(cè)流量的限制，con(Dk)和con(W)；(b)蒸汽阻力損失限制和水側(cè)阻力損失限制con(ΔPv)、con(ΔPl)；(c)結(jié)構(gòu)尺寸的限制con（b）(寬度)，con(l)(高度)和con(Dv)、con(Dl)板間距；（d）換熱面積的限制(A)。算法的選擇在數(shù)學(xué)上，優(yōu)化選型問題屬于離散變量的整數(shù)優(yōu)化問題。目前，求解整數(shù)優(yōu)化問題的常用方法有：隨機(jī)枚舉法、分支界定法、枚舉法和割平面法。枚舉法由于能逐個列舉所有的可行解及其目標(biāo)函數(shù)值，為計算結(jié)果的分析和處理提供大量的有用信息，因此本文選用此方法來作為優(yōu)化設(shè)計的計算方法。實際計算(a)目標(biāo)函數(shù)[28](3-8)式中：a1——蒸汽側(cè)的傳熱膜系數(shù)(W/m2K)；R1——蒸汽側(cè)污垢系數(shù)(m2·K/W)；δp——板片厚度m；λp——板片導(dǎo)熱熱阻(W/m·K)；R2——水側(cè)污垢系數(shù)(m2·K/W)；a2——水側(cè)的傳熱膜系數(shù)(W/m2·K)；蒸汽側(cè)傳熱計算關(guān)聯(lián)式[28]：(3-9)水側(cè)傳熱計算關(guān)聯(lián)式[21]：(3-10)(3-11)(b)優(yōu)化變量取長度l、寬度b和蒸汽側(cè)板間距Dv、水側(cè)板間距Dl作為優(yōu)化變量。(c)約束條件1.兩側(cè)流體流量的限制在優(yōu)化設(shè)計的過程中兩側(cè)流體的流量和管殼式凝汽器的流量相同蒸汽側(cè)Dk=167（t/h），水側(cè)W=10020（t/h）2.結(jié)構(gòu)尺寸的限制長度(m)l>0、寬度(m)b>0，板間距Dv>0、Dl>03.換熱面積的限制A=44.流動阻力限制ΔPy≤400Pa,ΔPl≤65000Pa在本文計算過程中，l和b的步長均去為0.1m,Dl、Dv的步長取為0.001m。根據(jù)第三節(jié)管式換熱器的計算結(jié)果，以及為了減少運(yùn)算量的需要，所以h的取值范圍在1～9m,l的取值范圍在1～4m,Dv的取值0.008～0.04m,Dl的取值范圍從0.003～0.022m結(jié)構(gòu)參數(shù)的敏感性分析為了設(shè)計出換熱量大、結(jié)構(gòu)緊湊的換熱器[43,44]，必須了解結(jié)構(gòu)參數(shù)對于換熱器性能的影響。為此，根據(jù)計算結(jié)果。本文對結(jié)構(gòu)參數(shù)進(jìn)行了敏感性分析，分析的結(jié)果將用于指導(dǎo)設(shè)計。(a)水側(cè)板間距的變化對換熱器性能的影響圖3-3水側(cè)板問距的影響(l=8.lm,b=1.4m,Dv=圖3-4水側(cè)板問距的影響(l=8m,b=1.5,Dv=0.02m)在換熱面積一定的前提下，保持板長度、寬度不變，改變板間距從0.003～0.022m,得到的傳熱系數(shù)和水側(cè)阻力損失見圖(3-3)～圖(3-5)。由圖可以看出，在保持三種不同的板長和板寬，以及蒸汽側(cè)板間距不變的條件下，水側(cè)阻力損失的變化趨勢干分相似，在其余的結(jié)構(gòu)參數(shù)一定的條件下，傳熱系數(shù)曲線隨板間距變化不明顯；但是在三種不同的板長和板寬情況下，傳熱系數(shù)變化明顯，這說明水側(cè)板間距對于換熱器冷卻性能的不如板長和板寬的影響顯著。隨著水側(cè)板間距的增大，水側(cè)的阻力損失急劇下降，直到Dl=0.008m左右時，下降的趨勢才趨于平緩。造成此現(xiàn)象的原因主要是在兩側(cè)流體流量、換熱面積、板長、板寬一定的前提下，水側(cè)板間距增大，使二次水側(cè)的凈流面積增大，使水的流速降低，傳熱系數(shù)減小，水側(cè)的阻力損失減小圖3-5水側(cè)板問距的影響(l=7.9m,b=1.6Dv=0.02m)由圖(3-3)～圖(3-5)還可以看出，水側(cè)板間距的變化對于總體傳熱系數(shù)的影響不大，但是水側(cè)板間距如果縮小到0.008m左右時，水側(cè)阻力損失就會隨著板間距的減少而急劇升高。基于此本文把水側(cè)板間距取為0.008m.(b)蒸汽側(cè)板間距的變化對換熱器性能的影響由圖(3-6)～圖(3-8)的變化趨勢可以看出，在保持三種不同的板長和板寬，以及水側(cè)板間距不變的條件下，蒸汽側(cè)阻力損失的變化趨勢很相似，這說明了蒸汽側(cè)板間距對于蒸汽側(cè)阻力損失的影響比較顯著，且隨著板間距的降低，換熱系數(shù)在逐步增加。從與圖(3-3)～圖(3-5)比較中也可以看出，蒸汽側(cè)板間距變化對于換熱器性能的影響要比水側(cè)板間距變化的影響強(qiáng)。同時也不難發(fā)現(xiàn)，如果為了增大換熱系數(shù)而一味地降低蒸汽側(cè)板間距，當(dāng)板間距減小到0.02m左右的時候，蒸汽測阻力損失就會急劇升高。必將消耗更多的能量。從此點出發(fā)，本文把蒸汽側(cè)的板間距取為0.02m。圖3-6蒸汽側(cè)板問距的影響(l=8m,b=1.5,Dl=0.008m)圖3-7蒸汽側(cè)板問距的影響圖3-8蒸汽側(cè)板間距的影響(1=7.9m,b=1.6Dl=0.008m(c)板長對換熱器性能的影響板長的變化對于換熱器的性能也有重要的影響，圖(3-9)～圖(3-11)是在水側(cè)板間距為0.008m,蒸汽側(cè)板寬為0.02m，板寬度分別為1.4～1.6變化時，傳熱熱阻和水側(cè)阻力損失隨著板長度變化曲線?？梢钥闯霭彘L從6.8～9.2時，傳熱熱阻的變化比較平緩呈下降趨勢，而阻力損失卻隨著長度的增加而迅速上升。這是因為在水側(cè)的阻力損失中，摩擦阻力損失和沿程長度成正比，當(dāng)長度增加時，水側(cè)的摩擦阻力也隨之增加。總換熱熱阻減少，表明了在蒸汽測的寬度一定的條件下，板長的增加導(dǎo)致單板面積增加，流道數(shù)減少，可以提蒸汽側(cè)流速，但是相應(yīng)的水側(cè)阻力會增加，所以綜合考慮板長選擇8m比較合適，此時水側(cè)阻力剛好在65kPa左右。圖3-9板長的影響(Dv=0.02m,Dl=0.008m,b=1.5)圖3-10板長的影響(Dv=0.02m,Dl=0.008m,b=1.6)圖3-11板長的影響(Dv=0.02m,Dl=0.008m,b=1.4)(c)板寬對換熱器性能的影響圖3-12板寬的影響（Dv=0.02mDl=0.008m,l=8）在板間距、板長固定的前提下，板寬和傳熱熱阻、阻力損失之間的變化規(guī)律如圖3-12所示和板長相似，其原因是因為蒸汽側(cè)流程的增加，導(dǎo)致了傳熱熱阻的增加。在板長、板間距一定的條件下，如果增加板寬度，會增大單板面積，減少流道數(shù)，提高流速，使總體傳熱熱阻減少，但是蒸汽側(cè)的阻力損失卻會急劇上升，所以本文把寬取為1.5m，此時蒸汽側(cè)阻力損失大概在400Pa左右。由計算所得到的板片主要性能參數(shù)見表(3-4)表3-4板片主要性能參數(shù)板片單板換熱面積f（m2）12板厚δ（m）0.6×10-3寬/窄通道寬度d（m）0.02/0.008蒸汽側(cè)通道截面積s（m2）0.16蒸汽側(cè)流程長度L(m)1.5水側(cè)通道截面積s（m2）0.012板片長度（m）8.0板片寬度（m）.7板片的組合方式及特性在此方案中采用分段壓制成的無孔矩形的凸凹形板，組成寬窄通道，蒸汽和水分別通過。每段尺寸的凸凹相同。段數(shù)和長度的根據(jù)以上凝汽器設(shè)計容量大小確定，板管由凸對凸形成。沿縱向和橫向?qū)骞艿陌暹吅附釉谝黄穑M成板束，然后在上下和左右側(cè)按工作壓力要求組裝在一起。(見圖3-13板錯式換熱器結(jié)構(gòu)形式)其特性：①該凝汽器板管是豎向布置，冷凝水在冷凝時，冷凝液向下流動，流速較大，換熱系數(shù)較高，減少了冷凝液過冷所需傳熱面。此外，蒸汽流速較高又使液膜減薄，汽流分布均勻，不易在板管內(nèi)積聚不凝結(jié)氣體。所以熱效率高、換熱量大、換熱面積小、流體壓降小、節(jié)省材料等優(yōu)點。圖3-13板式換熱器結(jié)構(gòu)形式②用一套模具可壓制成不同長度的凸凹板片，組成不同規(guī)格的板管，產(chǎn)品質(zhì)量容易得到保證。③由于板管束組和壓緊板殼全部采用焊接結(jié)構(gòu)，不易泄漏等。④全焊接板片換熱，可以實現(xiàn)“錯流”換熱具有“靜攪拌”作用，能在較低的雷諾數(shù)下形成湍流。3.3.2熱工計算結(jié)果采用117個冷凝通道，換熱器面積A=2796m2，全凝、順流布置，入口處為不飽和蒸汽，蒸汽干度0.9149，順流全程平均干度為x=0.44表3-5汽側(cè)物性參數(shù)汽側(cè)參數(shù)凝結(jié)水參數(shù)蒸汽進(jìn)口焓值h2270.068kJ/kg密度ρvl993.0487kg/m3蒸汽進(jìn)口壓力Pc0.0065Mpa動力粘度μvl0.000683kg/(m·s)蒸汽進(jìn)口溫度tj37.62786℃運(yùn)動粘度vvl6.88E-07m2/s蒸汽出口溫度tc37.12786℃導(dǎo)熱系數(shù)λl0.6072W/(m·K)蒸汽比容v22.00959m3/kg比熱Cpl4.1789kJ/(kg·℃)密度ρvv0.045435kg/m3普朗特數(shù)Prl4.5517動力粘度μvv1.02E-05kg/(m·s)運(yùn)動粘度vvv0.000225m2/s汽化潛熱γ2426.236kJ/kg蒸汽定壓比熱Cpv1.928698kJ/(kg·℃)蒸汽普朗特數(shù)Prv1.016322蒸汽導(dǎo)熱系數(shù)λv0.019425W/(m·K)表3-6蒸汽側(cè)阻力降計算表總蒸汽流量Dkkg/s汽輪機(jī)熱平衡計算給定46.38888889冷凝通道數(shù)n取值117單位蒸汽流量qvkg/sDk/n0.39648623平均干度x全凝順溜布置0.44平均干度下的汽相分量qvvkg/sqvx0.174453941平均干度下的液相分量qvlkg/sqv（1-x）0.222032289汽相流速wvm/sqvv/(ρv·sv)23.9978696雷諾數(shù)Revwvde/vv4260.82526摩擦系數(shù)fv1.22/Rev0.2520.148500328分汽相壓降△PvPa4fv(L/de)·(ρvwv2/2)291.4218878液相流速wlm/sqvl/(ρl·sl)0.001397416雷諾數(shù)Relwlde/vvl81.2569071摩擦系數(shù)fl38/Re0.467652552分液相壓降△P