甲醇冷凝器设计计算_冷凝器设计计算

2020-02-27 其他范文下载本文

甲醇冷凝器设计计算由刀豆文库小编整理，希望给你工作、学习、生活带来方便，猜你可能喜欢“冷凝器设计计算”。

1.1 确定物性数据

热流体进口温度：337.85K,出口温度：337.85K 冷流体进口温度：300.15K,出口温度：317.15K 定性温度:可取流体进口温度的平均值。

壳程甲醇蒸气的定性温度为T=337.85K，T2=337.85K，T1= 337.85K 管程冷却水的定性温度为t1=300.15K，t2=317.15，t=(300.15+317.15)/2=308.15K

【2】根据定性温度，分别查取相关文献[1]，壳程和管程流体的有关物性数据

甲醇蒸气在337.15K下的物性数据: 密度 1=1.19Kg/m3

定压比热容 cp1=1.620KJ/(KgK)热导率  1=0.013KJ/(KgK)粘度  1=0.011mPas 汽化潜热  =1100KJ/Kg 冷却水在308.15K下的有关物性数据: 密度 0=994.06Kg/m3 定压比热容 cp0=4.165KJ/(KgK)热导率  0=0.623KJ/(KgK)粘度  0=0.7245mPas 1.2 估算传热面积 1.2.1热流量甲醇质量流量：

Ws1=1.2×3600×1.19=5140.8Kg/h=1.428Kg/s 甲醇热负荷：

Q1=5140.8×1100=5.655×106KJ/h=1570.8KW 1.2.2平均传热温差

（337.85-300.15）（-337.85-317.15）t1-t2=≈ 28.36K =tm337.85-300.15tlnln1337.85-317.15t2其中t1=T1-t1，Δt2=T2-t2，T1=T2=337.85K 1.2.3冷却水用量

=5.655×106/[4.165×（317.15-300.15）]=79867.2Kg/h Ws0=Q0（Cp0Δt0）=22.2Kg/s 1.2.4传热面积初值估算

查文献[1]取总传热系数K=800W/(m2K)

估算传热面积:A估=Q（KΔtm）=1570.8×10/（800×28.36）=69.235m 1.3 核算总传热系数K 1.3.1管径和管内流速

选用Φ19mm×2mm的碳钢管，取管内ui=0.57m/s,其内径di0.015m，外径do0.019m

321.3.2计算管程数和传热管数

根据传热管内径和流速确定单程传热管数

neVπ2diui4=22.2994.06=221.83≈221（根）

0.7850.01520.57按单管程计算，所需传热管长度为

L=69.235A估==5.25m πdone3.14×0.019×221根据传统换热器管长可取6米单程换热器，则传热管总根数

NT=221（根）

1.3.3平均传热温差校正及壳程数

平均传热温差校正系数 337.85-337.85R==0 317.15-300.15317.15-300.15P==0.45 337.85-300.15查文献[4]，按单壳程温差校正系数应查有关图表。可得Φ t=1 平均传热温差

t'm=ΦΔ ttm=1×28.36=28.36℃ 1.3.4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。取管心距t=1.25d0，则 t=1.25×19=23.75≈25(mm)查文献[8]，对于单管程换热器，横过管束中心线的管数nc1.122116.3517根管束的分程方法：采用单管程共有传热管221根，1.3.5壳体内径

本设计采用单管程结构正三角形排列，查文献[6]，壳体内径可用下式计算：

‘D=t（nc-1）+2b，管束中心线上最外层管的中心至壳体内径的距离b'1.5do1.51928.5mm 则壳体内径为：

（17-1）1.519=428.5mm D=25圆整后取壳体直径为D=500mm 1.3.6折流板

采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高为h'=0.25×500=125mm 两相邻折流挡板的距离（板间距）为： h=0.8D=0.8×500=400mm，故可取h=400mm, 折流板数目：NB传热管长6000-1=-1=14（块）

400折流板间距折流板圆缺面水平装配。1.3.7污垢热阻和管壁热阻

管程冷却水的污垢热阻 Rdi=0.00034m2KW 壳程纯净甲醇气体的污垢热阻 Rdo=0 管壁热阻

Rw=bw，其中b为传热管壁厚，m ；w为管壁热导率，W/(mK)

碳钢在308.15K下的热导率为51.10W/(mK)，所以

Rw=0.002=0.000039m2KW 51.101.3.8管程给热系数

π管内流通面积

Ai=di2ne=×0.0152×221=0.0390m2

4422.2管内流速

uiWs0 ==0.5726m/s

ρ0Ai994.06×0.0390管内雷诺系数

Rei=

diuiρ00.0150.5726994.06==11784.65（湍流）

0.724510-3μ0cp0μ0λ0管内普朗特数

Pri=对流传热系数

αi0.02341650.724510-3==4.844

0.623λ00.80.40.0230.6230.80.4ReiPri11784.654.844

0.015di=3245W/(m2K)1.3.9壳程给热系数

查文献[4]，壳程对流传热系数

αo0.725(ρ2gλ3γn23μdoΔt14)

式中，为比汽化热，JKg

为冷凝液的密度，Kg/m3

λ为冷凝液的热导率,W/(mK)

为冷凝液的黏度,mPas

t为饱和温度Ts与外壁温度Tw之差，n为水平管束在垂直列上的管子数，该换热器为单管程单壳程共221跟管子，管子按照三角形排列，则有 n≈10

定性温度取膜温，即T定TsTw

2现假设管外壁温Tw330K，则

tTs-Tw337.15-3307.15K

TsTw337.15330333.575K,在该定性温度下： T定22ρ760.6kgm3，μ0.342mPas，λ197.8mW(mK)

αo0.725(ρgλγ3214n23μdoΔt)9.810.197831100103760.60.725（）23-30.3420.0197.151010214

=2805W/(m2K)1.3.10壁温核算

热流体在管内流动，Ts=337.15K，则单根水平管的传热量Q11570.8103W7107.69W，根据壁温公式有 Q单221221Q单-ttw-t Tww11b11(Rdo)(Rdi)αoαiAoλwAmAiT-Tw式中，Tw为管外壁温，tw为管内壁温，Rdi为管程冷却水污垢热阻，Rdo 为壳程纯净甲醇气体的污垢热阻，b为管厚度，Ai为单根换热管的内表面积，Ao为单根换热管外表面积，Am为单根换热管平均表面积，w为碳钢热导率。

Q单337.15-Tw，求得 Tw=330.07K，这与假设相差不大，可以接1128053.140.0196受。

1.3.11计算总传热系数K

K11ddRdoRdiooαodiαidiλwdm1bdo

式中 di为管子内径，do为管子外径，dm为管子平均直径，αi为管程传热系数，αo为壳程传热系数。Rdi为管程污垢热阻，Rdo壳程污垢热阻，w为碳钢热导率

将已知数据代入上式，得

K110.0020.0190.01910.01900.00034280551.100.0170.01532450.015

=818.83W/(m2K)

1.3.12计算传热面积裕度

Q11570.8103传热面积Ac67.643㎡

KΔtm818.8328.36实际传热面积

Ap=πdolNT=3.14×0.019×6×221=79.109㎡

该换热器的面积裕度为

HAp-AcAc79.109-67.64316.95%

67.643传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。1.4 核算压力降 1.4.1管程压降Pi

查文献[9]，ΣΔPi(ΔP1ΔP2)FtNsNp

式中，Ft为结垢校正系数；Ns壳程数；Np为管程数；P1为直管阻力压强降，Pa;P2为回弯管压强降，Pa；

查文献[3]，取碳钢的管壁粗糙度为0.1mm,则.65Rei11784edi0.10.00667，而15，于是

λi0.1(edi68Rei)0.23680.1(0.00667)11784.650.230.03646lρ0ui26994.060.57262ΔP0.036462376.63pa1λi0.0152di22ρ0ui2994.060.57263488.88pa ΔP2322对正三角形排列Ft=1.4，且Ns=1，Np=1，则

.63488.88)1.4114011.714pa Pi(P1P2)FtNsNp(23761.4.2壳程压降

壳体流通面积

Soh(Dncdo)=0.4×（0.5-17×0.019）=0.0708m2 因为，Ws1=1.2Kg/s，所以：

1.2壳程流速 uoWs1==14.24m/s

ρ1So1.19×0.0708当量直径

（4de32π23π（0.0252-0.0192）t-do）424240.01729m πdoπ0.019雷诺系数

Reodeuoρ10.0172914.241.1926635.40（湍流）-30.01110μ1壳程普朗特数

Procp1μ1λ11.6201030.01110-31.371

0.013'P'2)FtNs 壳程压降 Po(P1其中Ns1,Ft1 流体流经管束的阻力

PFfonc(NB1)'121uo2

摩擦系数fo5.0Reo-0.2280.4897

已知: NB14，F0.5，nc17 uo14.24m/s