计算方法

ExCoil 综合使用传热关联式、几何换热面积、管壁热阻和流体物性。求解拓扑因模块而异，不能用一个 ε–NTU 公式概括所有计算器。湿空气计算提供含湿量和湿空气焓；System Builder 连接各部件的计算，并不增加一种换热器关联式。

请以各输入框标示的单位为准。引擎内部采用米、m³/s 或 kg/s、摄氏温度 °C、温差 K 和热负荷 W。空气压降通常以 Pa 显示，水侧压降以 kPa 显示。物性表可能采用 kJ/kg 和 kPa，引擎会显式换算。内部相对湿度为 0 到 1 的分数，不是界面百分数。

热工面积依据实际管数、翅片间距和有效翅片尺寸，不把外壳或集管余量算作有效迎风面积。比较结果前，应统一入口状态、流体、回路、材料和污垢条件。热工计算不等同于制造放行或承压规范批准。

翅片盘管使用 Wang–Chi–Chang（2000）平翅片关联式，指数随几何变化，套环直径 Dc = Do + 2t_fin，流速按最小自由流通面积确定。换算为 h_air = j G_max cp Pr^(−2/3)；空气黏度、导热系数和比热随温度变化。旧页面的简短 j 因子表达式不再代表现行实现。

传热计算将关联式的 Reynolds 数输入限制在 300–20,000，深盘管的排数项保持为六。数值限幅并不验证超出原始范围的工况。波纹、百叶和开缝翅片仅在平翅片结果上乘经验系数，并非各自完整关联式；传热系数倍率依次为 1.15、1.25、1.30。

DX 蒸发器与冷水盘管采用干湿焓势效能法。局部气流部分湿润时，在完全干、完全湿两种计算中取较大热量，并以有效表面状态求出口含湿量；不解析凝结水膜或结霜。应一起检查潜热、SHR、凝结水和湿面积比例，不能只看出口相对湿度。

当前基于 Wang 的摩擦计算采用 ΔP_core = f (Ao/Ac) G_max²/(2ρ)，而不是旧式 4 f N_rows。管子和翅片的阻塞决定内部自由流通面积；此函数不使用旧 freeAreaRatio 参数。芯体损失加上入口、出口损失，Kc = 0.42(1 − σ²)，Ke = 1 − σ²。

相对于平翅片，波纹、百叶和开缝翅片的摩擦倍率分别为 1.20、1.35、1.30，均为经验修正。冷水引擎另将干式空气压降乘以（1 + 0.30 × 湿面积比例）；不可假定所有模块都有相同湿表面修正。

应将盘管压降与风机可用静压比较，并另外计入系统其他损失。翅片芯体计算不包含完整风管、过滤器或风机曲线。增大风量可能提高换热量，同时使压降不满足要求。

Schmidt 等效环形翅片法表示错列管上的板翅片。实现为 η_fin = tanh(m r_o φ)/(m r_o φ)，其中 m = √(2h_air/(k_fin t_fin))，φ = (r_eq/r_o − 1)[1 + 0.35 ln(r_eq/r_o)]。等效半径取决于横向、纵向管间距，不能仅用半个管间隙代替完整模型。

总表面效率为 η_surface = 1 − (A_fin/A_total)(1 − η_fin)。面积包括扣除管孔后的双面翅片及翅片之间裸管表面，翅片数量取离散值。热阻网络组合有效外侧对流、圆筒管壁导热、内侧对流，以及模块实际传入的污垢热阻。

h、U、UA 不能混淆：h 和 U 为 W/(m²·K)，UA 为 W/K。比较 U 前先核对基准面积。现行翅片模型中，分配不均和集中污垢系数降低有效面积/热导，不减少质量流量。校准需要可靠的独立参考，不能仅为让能量平衡闭合而调参。

现行翅片 DX 蒸发器调用 h_tp_W_m2K：这是一种简化 Chen 型方法，包含增强 F、抑制 S；提供两相物性时，核态项近似为对流项的 0.3 倍。库中虽有完整 Chen/Forster–Zuber 辅助函数，但该求解器并不调用它。过热蒸气采用基于 Gnielinski 的单相辅助函数。

蒸发器采用平均回路、纯交叉流移动边界，各制冷剂区域在其分配的迎风面积上接受入口空气。干湿换热和制冷剂焓同步积分。输入蒸发温度对应吸气连接处；压降反向耦合局部饱和温度，无法通过回路的流量会标记为水力不可行。它不是逐排、逐回路的流量分配仿真。

DX 的 RATING 模式按给定制冷剂质量流量计算出口干度和实际过热/过冷。SIZING 模式由目标负荷与所需出口状态确定质量流量，再校核现有几何；不保证达到目标，也不自动使几何足够。蒸发器平衡/TXV 求解器为指定过热搜索流量，不重调传热系数。

翅片冷凝器在冷凝段用 Shah（1979），不是 Chen；去过热与液体冷却采用 Gnielinski 类辅助函数。移动边界分配三段面积。应检查 OK、PARTIAL、NO_CONDENSE、NO_SUBCOOL、实际过冷和 targetMet。目标是包含上游压缩机功率的排热量，不是蒸发器制冷量。热工模型不解析逐排混合、混合工质温度滑移或压力热耦合。

翅片 DX 摩擦采用 Müller-Steinhagen–Heck：ΔP_f = [ΔP_lo + 2(ΔP_go − ΔP_lo)x](1 − x)^(1/3) + ΔP_go x³。全液、全气损失由 Darcy–Weisbach 和 Churchill 摩擦系数计算。另计回弯和均相动量变化；有显式水力路径时，还加入网络附件估算。

加速项带符号：ΔP_acc = G²(M_out − M_in)。蒸发通常增加损失，冷凝可产生动量压力恢复。冷凝器按干度加权积分两相摩擦和回弯，仅将最终总量限为非负，不把恢复当成额外摩擦。热工仍保持饱和温度不变，并报告压降所隐含的饱和温降作为诊断。

接受换热量前，应核对压降分项、饱和温降、流速提示和水力标记。翅片 DX 模型不解析重力压头或完整制冷剂分配网络。附件估算与控制路径方法不能证明不等长回路均匀分流、回油、分配器性能或整个安装系统压降。

冷水、热水和干式冷却器共用逆交叉流逐排推进：空气依次过排、排间混合，液体从空气离开侧的一排进入。每排沿液体路径分段，使用打靶求解出口温度以重现指定入口液温。冷水采用局部干湿冷却；热水和干式冷却器采用干式显热交换，空气含湿量不变。

共用液侧传热采用入口发展段 VDI/Gnielinski，不是所有层流点都取 Nu = 3.66；包含直管长度入口效应，Re ≤ 2300 的层流处理，到 Re = 10,000 的插值，以及 Konakov 摩擦形式的湍流式。单独的制冷剂单相函数使用另一过渡区处理。压降采用 Churchill/Darcy 直管摩擦、回弯和已有路径/附件；没有显式网络时，水盘管函数加入旧入口/出口余量。

冷/热水使用水和乙二醇物性拟合，干式冷却器另可选择丙二醇。浓度为质量百分数，不是体积百分数。共享拟合把水温限于 0.01–100 °C、EG 浓度限于 0–60%，混合物也有温度限幅；数值限幅不是超出物理范围的使用许可。请检查干式冷却器的冰点及防冻余量。

干式冷却器要求入口液体比入口环境空气热，不提供蒸发冷却或潜热冷却。平衡求解器搜索满足负荷或出口目标的液体流量，对不可达目标明确标记。冷/热水的 approach_K 已弃用并忽略，表面状态由热阻网络求出。回路长度已包含串联管段，不能再乘旧 passes 字段。

当前两相回弯函数在两相黏度齐全时使用 Domanski–Hermes 与 MSH 摩擦梯度，并在液体/蒸气端点附近向单相损失过渡。缺黏度时退回均相等效流体 K 估算。这取代旧页面的 Padilla 归因及密度倍增公式；不承诺回弯是直管损失的某个固定百分比。

单相回弯损失为 K N_bends ρv²/2。R/Di ≤ 1.5 时 K = 1.5，到 2.5 时为 1.0，更大时为 0.7。这些是模型假设，不是某个管件的认证数据。Domanski–Hermes 的来源针对 R-22/R-410A 及有限几何/流量范围，用于其他工质属于工程外推。

有回路派生数据时，求解器采用实际路径长度和回弯数量，而非仅用总管数除以名义回路数。不等路径产生失衡提示和控制路径估算，但热工仍为平均回路近似。改变回路、管数或连接件后，应逐系统检查其路径。

蒸汽在翅片管内部冷凝。实际实现取 Chato 分层膜与干度平均 Shah 系数的较大值，并逐排迭代膜温差；不使用旧的管外 Nusselt 常数，也不是按 Reynolds 硬切换。逐排效能为 ε = 1 − exp(−UA_row/C_air)。蒸汽侧 MSH、回弯及动量变化耦合至约为入口压力减半个压降的有效饱和压力。

蒸汽入口压力为相对于所填当地大气压的表压 kPa。共享饱和表由 CoolProp 7.2.0、HEOS/IAPWS-95 生成，绝压 20–2000 kPa，按压力线性插值。求解器要求入口绝压大于 20 且不超过 2000 kPa；不可将其理解为表压范围或 IF97 多项式模型。

耗汽量为 ṁ = Q/(h_fg + cp_liquid ΔT_sub)，使用一致 SI 换算。入口假定为干饱和蒸汽，计入凝结水过冷热量，但不单独分配过冷面积。不可凝气和污垢是集中折减，不是详细疏水器/排水模型。SIZING 从一至四排中选最小可行排数；没有方案满足热量与压降时 targetMet 为假。应检查收敛、pressureDropLimited 及 2 K 饱和温降指导值。

液液校核采用壳侧 Bell–Delaware、管侧关联式及一致 ε–NTU 解，同时计算负荷、两侧出口和反算对数平均温差修正系数 F。热工以 E 壳为基础；单管程采用理想逆流，其他壳型近似成单 E 壳程并提示。F 过小、几何无效和压降过大都需审查。

满液蒸发在壳侧使用 Cooper 池沸腾。活动 DX 蒸发分支在管内用 Gungor–Winterton，虽有 Chen 辅助函数但不能据此宣称实际使用 Chen。DX 制冷剂压降仅为 Lockhart–Martinelli 摩擦估算，不含加速、回弯、分配器或接管；等回路占用假设须与机械路径核对。

冷凝器是饱和温度下等效恒温 UA 校核，壳侧 Nusselt/Kern 膜冷凝并迭代壁面热阻，不分配去过热/过冷面积。目标热量和冷却液出口仅供比较，不强制结果。冷凝器壳侧压降未建模：显示 0 kPa 是占位值，pressureDropOK_shell 为假，不能据此批准壳侧压降约束下的选型。

管壳式采用独立饱和数据库，代码注释引用 ASHRAE/REFPROP 表，线性插值并限制端点，不在翅片 CoolProp 清单范围内。该独立表没有共同的可追溯生成清单。选型候选与机械检查是设计辅助，不是 ASME/TEMA 认证、压力容器批准或制造授权。此模块有独立访问资格。

翅片数据清单记录 CoolProp 7.2.0、HEOS 后端、git 修订 98b3523d5daa98454618d381d2ae53f7471d216b。该发布混合了不同批次：总日期 2026-10-14，单文件日期为 2026-08-30 或 2026-10-14，温度步长为一度或两度，并记录温限、行数和 SHA-256。它们是随软件打包的表，不是实时 CoolProp/REFPROP API，也不是 REFPROP 多项式拟合。

加载的 16 种工质为 R32、R410A、R134a、R22、R290、R1234yf、R404A、R507A、R407C、R1234ze(E)、R717、R744、R600a、R1270、R123、R245fa。各有自身范围；R744 饱和数据止于 28 °C，不提供跨临界气体冷却器能力。目录中存在某工质不代表所有工况或材料组合有效。

有四点时饱和属性采用三次插值，边缘采用线性插值；通用函数对超界请求限至端点。当前 DX 求解器拒绝表外或达到/超过临界温度的饱和输入。可用单相网格按饱和温度和过热/过冷偏移插值。冷凝器报告 coolprop_grid 或 constant_cp_fallback；偏移超出网格时延续末段焓斜率，并在备注中说明。

混合工质可能有泡点/露点字段，但翅片 DX 热模型不解析沿回路温度滑移。数据溯源不是整机实验不确定度。蒸汽表和管壳式表的来源分别如上，不可将翅片清单套用到所有流体和模块。

能量平衡反映换热量之间的数值一致性。多种当前推进方法按构造守恒，因此显示 0.00% 不能证明实验精度、几何正确、目标达到或压降合格。内部一致性/回归测试是软件检查，不是独立实验室验证或认证性能。

流速、翅片密度、Reynolds 范围、湿运行及回路失衡提示是工程诊断，不是普适规范限值。收敛结果也可能不满足出口目标，应分别读取 targetMet 和模块专有状态。搜索失败后返回的负荷数值不能视作有效选型。

各套餐采用相同热工引擎。Free 不含项目保存或导出；Professional 增加报告和简单总体视图；Enterprise 增加总体 3D、批量和 REST；制造细节/文件及 MCP 仅限 Manufacturer。Manufacturer 也可使用 REST。管壳式资格独立，报告章节还要求真实支撑数据。升级套餐不等于认证，也不提高关联式精度。

1. 核对单位、当地大气压、实际管数、翅片尺寸、流体与乙二醇质量比例，再检查入口温度和传热温差。
2. 按实际几何和流量执行 RATING，或仅使用该模块确实提供的目标求解方式。比较实际负荷/出口与目标，不只看输入值。
3. 检查收敛、targetMet、相态、湿比例、饱和温降、防冻余量及全部提示。先排查物性越界或水力不可行，再考虑校准。
4. 检查风机、泵、制冷剂压降预算和回路；在匹配工况下与独立厂家或实测数据比较。记录假设、引擎及物性来源。
5. 制造或安装前，由合格工程人员审查承压、材料、排水、回油、安全和适用法规。

• 文档中心

以下资料对应上述使用的方法族及当前代码中的引用。仍须遵守实现的简化、经验系数和限制；参考书目不证明每个分支完整复现原文，也不证明通过独立实验验证。

• Wang, C.C., Chi, K.Y., Chang, C.J. (2000). Heat transfer and friction characteristics of plain fin-and-tube heat exchangers, part II: Correlation. International Journal of Heat and Mass Transfer 43, 2693–2700.
• Kays, W.M., London, A.L. (1984). Compact Heat Exchangers. 3rd edition, McGraw-Hill. Schmidt, T.E. (1949). Heat transfer calculations for extended surfaces. Refrigerating Engineering 57, 351–357.
• Chen, J.C. (1966). Correlation for boiling heat transfer to saturated fluids in convective flow. Industrial & Engineering Chemistry Process Design and Development 5, 322–329. Shah, M.M. (1979). A general correlation for heat transfer during film condensation inside pipes. International Journal of Heat and Mass Transfer 22, 547–556.
• Müller-Steinhagen, H., Heck, K. (1986). A simple friction pressure drop correlation for two-phase flow in pipes. Chemical Engineering and Processing 20, 297–308. Churchill, S.W. (1977). Friction-factor equation spans all fluid-flow regimes. Chemical Engineering 84, 91–92.
• Domanski, P.A., Hermes, C.J.L. (2008). An improved correlation for two-phase pressure drop of R-22 and R-410A in 180° return bends. Applied Thermal Engineering 28, 793–800. Chato, J.C. (1962). Laminar condensation inside horizontal and inclined tubes. ASHRAE Journal 4(2), 52–60.
• Gnielinski, V. (1976). New equations for heat and mass transfer in turbulent pipe and channel flow. International Chemical Engineering 16, 359–368. VDI Heat Atlas, G1: single-phase heat transfer in tubes.
• ASHRAE Handbook—Fundamentals (2017): psychrometrics and secondary-coolant properties. Melinder, Å. (2007). Thermophysical Properties of Aqueous Solutions Used as Secondary Working Fluids. KTH.
• Hewitt, G.F., Shires, G.L., Bott, T.R. (1994). Process Heat Transfer. Serth, R.W. (2007). Process Heat Transfer: Principles and Applications. Cooper (1984), pool boiling; Gungor–Winterton (1986), flow boiling; Nusselt, horizontal-tube film condensation: implemented Shell & Tube method families.