【正文】 是在板的左下角和右上角。可是相對中間通道而言，兩側(cè)通道進口和出口處是與之相反的。應該指出的，在換熱器的不同區(qū)域，三角形分布器的存在會使熱交換部位每一單元長度都是有區(qū)別的。然而這種區(qū)別在本文并不值得推崇，因為這些節(jié)點是在主要的V型部位，這樣軸向分段被假設是均等的。板的幾何體和流程在(Haseler高慶宇,1992年)中用于局部溫度測量實驗。這使兩種數(shù)據(jù)的對比更加有意義。數(shù)學模型基于以下假設條件可通過能量平衡方程建立：1 軸向流傳導在流動通道和板上表現(xiàn)不顯著。2 換熱器的尾部板是絕緣的。3 穩(wěn)態(tài)條件。4 熱流體均勻分布在兩側(cè)邊通道。5 忽略熱損失。6 沒有相變（沸騰和冷凝）。7 除了粘度，其他物理性質(zhì)不變。8 一維流動。9 通過子通道的溫度變化忽略不計。假設在每條通道的垂直方向，一維流動的流體會保持一個平均速度運動。假設均勻分布的流體在冷熱流體通道的流速是恒定的?；谝陨系募僭O，圖1控制體的能量方程是： （1）采用穩(wěn)態(tài)假定條件，方程（1）可簡化為： (2)對稱的幾何形狀和流動使控制體（如圖1）從兩側(cè)的通道均等的吸收能量，并且th在側(cè)邊通道與之相同，由于這個原因，方程（2）可變?yōu)椋? (3) 無論是左手邊的通道還是右手邊的通道，一個相似的控制體只從一邊的通道來吸收能量。其中一邊通道的控制體的能量平衡方程是： 將方程（3）和（4）組成方程組，通過方程組來控制換熱器相鄰通道流體的溫度分布。對U很大變化的解析解，除了如(Mehrabian, 2003)等一些特殊情況下，會變得非常復雜并且不切合實際。 (4)數(shù)值分析數(shù)值分析法中使換熱器分成一些軸向的部分。一個典型的軸向部分都有一個表面積。對于這個增加的表面積，冷熱流體的溫度分別是和，我們可以假設總傳熱系數(shù)可以作為這些溫度的函數(shù)而表示出來。這樣：等式2可以應用在軸截面上，表示為： (5) 等式（3）和（4）也可以運用在換熱器相鄰通道的兩個軸截面上，可寫為： (6) (7)上述方程的解的獲得是當空間導數(shù)存在偏差時。以viscosities(Yaws, 2003)為依據(jù)的溫度數(shù)據(jù)表被編入計算機程序中，并且這個程序可以表示出每個軸截面上，流體流動時的溫度下的黏度。線性插值的操作就開始進行，此時溫度數(shù)值與表值不一致。像密度、熱導率等一些其他的流體性質(zhì)與溫度無關。每種流體的這些特性的數(shù)值以平均流體溫度來指定，并且作為輸入數(shù)據(jù)。冷熱流體的入口溫度作為數(shù)值分析的邊界條件。板式換熱器通道中的流體無量綱傳熱系數(shù)可看成是與熱傳遞相關的一種類型(Rao et al., 2002)： (8)Shah and Focke (1988)進行了實驗研究板式換熱器熱傳遞和壓降特性。他們注意到，常數(shù)C取決于換熱板的類型和換熱器的幾何形狀，而常數(shù)n取決于流體的流態(tài)。Edwards et al. (1974)研究證明得出，在雷諾數(shù)大約小于10時，實驗數(shù)據(jù)是以標繪的，而不是 APV Junior Paraflow板落在表明典型傳熱關系的坡度線1/3處的Re值：在雷諾數(shù)較高時（Re大于10），這樣會得出過度條件和湍流條件： 這種關系也可能成為相互距離b的兩個平行板之間的湍流類型?？杉僭O為，由于板的褶皺，取決于當量直徑的雷諾數(shù)會影響熱傳遞的增加。對于牛頓流體，Edwards et al得到的結(jié)果，表明APV Junior Paraflow板被作為流動通道，并可以推廣到任何板的類型，提供常數(shù)C來作為修正值。Mehrabian(1996年)進行了廣泛的研究，從實驗和理論觀點探究流體動力學和板式換熱器的熱性能。在湍流（Re大于10）條件下，他對APV SR3板提出了以下的關系：等式（9）同時適用于板式換熱器冷熱流體通道，傳熱系數(shù)分別為和h，軸截面j的總傳熱系數(shù)是： (9) (10)正如Edwards et al所提出的，在雷諾數(shù)低至10的情況，板式換熱器流動通道中的流體也可能形成湍流。因此，湍流假設分析是合理的，并且等式（9）適用于水為介質(zhì)的熱流體，同時甘油、苯和辛烷可作為冷流體。這些冷流一定要選擇其粘度隨溫度而變化。結(jié)果和討論為了得到獨立網(wǎng)格數(shù)據(jù)結(jié)果，程序運行時將軸向分為幾個不同的部分。將確定的網(wǎng)格點的數(shù)值結(jié)果與相應的(Haseler et al., 1992)的實驗結(jié)果進行對比，然后記錄兩者之間的差值。值得注意的是，增加網(wǎng)格點的數(shù)量會減少差值。然而，當軸向部分的數(shù)目是17的時候，此時可產(chǎn)生最小差值，當超過17時，差值減小并不明顯。通過實驗結(jié)果表明，軸向部分的數(shù)目為17。而3，6,9,15這些數(shù)字都是3的倍數(shù)。這是在(Haseler et al., 1992).中對比相應點處實驗結(jié)果的目的。應該被提及的是，在獲得數(shù)值解之初，兩種流體的出口溫度并不清楚，可通過兩者的進口平均溫度來估算。當?shù)玫匠隹跍囟葧r，每種流體的性質(zhì)可以由其本身的平均溫度來估算。(Khoramabadi, 2004).(Haseler et al., 1992)中用于試驗溫度測量的所需尺寸和條件。水的典型溫度實驗的溫度列于表II，以當量直徑的熱流體和冷流體的雷諾數(shù)分別是879和304。換熱器中間通道的局部溫度的數(shù)據(jù)結(jié)果然后與V型區(qū)域的實驗溫度相比較，列于表II并得到數(shù)值上的一致。這種誤差在范圍內(nèi)，這樣才表明這種數(shù)值法的準確性。由于數(shù)值計算程序已經(jīng)被驗證，進口冷熱流體之間的變大的溫度差會使流體粘度顯著影響溫度分布、總傳熱系數(shù)和換熱器的傳熱性能。冷流體和熱流體的進口溫度分別是這個程序適用于水水、水苯、水異辛烷四種類型的流體。冷熱流體的沿換熱器溫度分布如圖2和3。水苯與水苯的溫度分布相似，因此，并沒有在圖2和3中。對于每種類型的工作流體，恒定和變化的流體粘度的溫度分布都有所體現(xiàn)?？梢宰⒁獾?，水之間的溫度分布的誤差大于甘油和異辛烷之間的誤差。然而，隨著溫度改變，水的粘度的變化比甘油和異辛烷較為強烈。這種現(xiàn)象的原因是甘油和異辛烷的對流傳熱系數(shù)小于水之間的對流傳熱系數(shù)，因此，它們控制了總傳熱系數(shù)。表1 板的尺寸和流動細節(jié)表2 數(shù)值比較和實驗結(jié)果圖2 冷流體沿流動通道的溫度分布圖3 熱流體沿流動通道的溫度分布圖4 總傳熱系數(shù)與冷流體溫度之間關系圖5 總傳熱系數(shù)與熱流體溫度之間的關系圖4和圖5分別描繪出了總傳熱系數(shù)與冷熱流體之間的變化關系。然而，當假設流體粘度不變時，總傳熱系數(shù)也是不變的。這樣使得粘度的變化是控制總傳熱系數(shù)的一個重要的因素。U與T之間的線性關系和液體粘度與溫度的關系都在圖6中體現(xiàn)。表2中，在在溫度范圍內(nèi)粘度顯示出了線性變化關系。然而，這種現(xiàn)象并不違背大多數(shù)流體以指數(shù)函數(shù)與溫度之間作為的標準。熱流體和冷流體傳熱系數(shù)隨溫度線性變化分別在圖7和圖8中。換熱器恒定粘度和多變粘度的關系圖在圖9中。此圖是表示水與異辛烷之間的關系。然而水水、水苯和水甘油都有相似的圖形。換熱器的性能并不因溫度控制下的粘度影響。當粘度只受溫度限制時，對于不同的工作流體圖10描繪了圖形。只要NTU很?。∟TU1），換熱器的性能并不取決于流體的性質(zhì)。但是若NTU增大（NTU1），換熱器的性能就會因不同的流體而改變。與圖9和圖10有關的性能計算基于NTU和U的定義：整合起來可以為： (11) (12) 圖6 粘度隨流體溫度的變化圖7熱端傳熱系數(shù)與熱流體溫度之間的關系圖8 冷端傳熱系數(shù)與冷流體溫度的關系 圖9 可變的U對水異辛烷中εNTU的影響圖10 流體種類對可變U的εNTU的影響