甲醇换热器的计算

甲醇换热器的计算

1 确定物系

甲醇 T平均=215°C =835.5 导热系数 0.207 黏度 0.00060 CP=1.48 水 T平均=25°C =981 导热系数 0.54 黏度0.00094 2总传热

2.1热流量

QO= 4167  1.48(400-30) = 2281849.2 kJ/h

t,m = 370°C

壳层传热系数的壳程序传热系数

i0.023id(diuii)0.8(Cpi)iii

i0.0230.60.02(10440)0.8(4.180.940.6)0.4=2399.7

W/m2•C 假设壳程传热系数 0= 290 W/m2•C

污垢热阻

CP=4.18

RSi =0.000344 W/m2•C RSo = 0.000172 W/m2•C

2管壁的导热系数 =45 W/m•C

2K= 219.2 W/m•C

3传热面积

Q13705000S,Ktm = 219370 =16.91 m2

S,2考虑15%的面积裕度，S=16.911.15=19.45 m

4工艺结构尺寸

4.1管径和管内流速252.5传热管，取管内流速ui=0.5 m/s

4.2 管程数和传热管数

依据传热管内径和流速确定单程传热管数

V7815/9813600di2uns3.140.0220.5= 45.5 =46 4 =

ns按单程管计算，所需传热管长度

L18.440.02546

按单程设计，传热管过长，宜采用多管程结构，现取传热管长L=5m,则该换热器管程数为

NPL46NPV= 4=12(管程)

传热管总根数 N=464 =184根

4.3 平均传热温差校正及壳程数

400303015 =24.7

平均传热温差校正系数

R按单壳程双管结构，温差校正系数应t=0.82

,tmttm平均传热温差 =0.82370 =303.4

4.4 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排列，隔板两侧采用正方形排列，取管心距

t1.25do 则

t=1.2525=31.25 =32

横过管速中心线的管线 nc1.19184= 16根

4.5 壳体内径

采用多管程结构，取管板利用率0.7,则壳体内径为D=

1.05tN

184D=1.05320.7 =544.8 圆整可取 545mm

4.6接管

壳程流体进出口接管，取接管内u=1.0

d4Vdu =

47815/3600981 =0.038 m

取标准管 40mm

管程流体进出口接口管，取管内循环水流速1.5m/s

d47815/36009813.14= 0.053m/s

取标准管50mm

5换热器核算

5.1 热量核算

壳体对流传热系数，对圆缺形折流板，可采用克恩公式：

o0.36odeRe0.55Pr(13o)w= 0.02 m

壳程流通截面积

SoBD(1do0.025)So0.110.35(1)t =0.032 =0.0084 m2

壳程流通流速及其雷诺数分别为

4167/3600833.50.0084= 0.1653

uo

Re0.020.1325833.50.00085= 2598.56

18400.085普兰特准数 Pr=0.125 =12. 5

管程对流传热系数

i0.023idiRe0.8Pr0.42=1316.5 W/m•C

2mSi管程流通过截面积 =0.0094 管程流体流速ui =0.236 m/s

RE =4930

5.2传热系数及传热面积

5.2.1传热系数

K1dobdo1RSIdoRsodidiidio = 322.6 W/m2•C

5.2.2传热面积

366700S =322.632 = 35.5 m2

该换热器的实际传热面积

SPdoL(Nnc)= 17.6 m2

5.2.3换热器内流体的流动阻力 Pi(P1P2)FtNsNP = 82.6 在规定范围内