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12设计部分2.1设计任务书某有机合成厂的乙醇车间在节能改造中，为回收系统内第一萃取塔釜液的热量，用其釜液将原料液从95℃预热至128℃，原料液及釜液均为乙醇，水溶液，其操作条件列表如下：表2.1设计条件数据物料流量组成（含乙醇量）进口温度出口温度操作压kg/hmol%℃℃MPa釜液1097793.31450.9原料液1026807951280.53试设计选择适宜的管壳式换热器。2.2管壳式换热器的选用和设计计算步骤[2]1．试算并初选设备规格(1)确定流体在换热器中的流动途径。(2)根据传热任务计算热负荷Q。(3)确定流体在换热器两端的温度，选择列管式换热器的型式；计算定性温度，并确定在定性温度下流体的性质。(4)计算平均温度差，并根据温度校正系数不应小于0.8的原则，决定壳程数。(5)依据总传热系数的经验值范围，或按生产实际情况，选定总传热系数K选值。(6)由总传热速率方程Q＝KSΔtm，初步算出传热面积S，并确定换热器的基本尺寸(如d、L、n及管子在管板上的排列等)，或按系列标准选择设备规格。2．计算管、壳程压强降根据初定的设备规格，计算管、壳程流体的流速和压强降。检查计算结果是否合理或满足工艺要求。若压强降不符合要求，要调整流速，再确定管程数或折流板间距，或选择另一规格的设备，重新计算压强降直至满足要求为止。23．核算总传热系数计算管、壳程对流传热系数r1和r2，若r1K,则改变管程数重新计算，若改变管程数不能满足，则应重新估计K值。确定污垢热阻Rdi和Rd0，再计算总传热系数K0，再由基本传热方程计算所需传热面积A0，应使所选用换热器的传热面积留有15%-25%的裕度，则初选的设备合适。否则需另估计一个K值，重复以上计算步骤。2.3传热量及釜液出口温度A.传热量Q以原料液为基准亦计入5%的热损失，按以下步骤求得传热量Q。由程序算得原料液平均温度tm=111.5℃分别查得乙醇、水的物性为：表2.2粘度μ热导率λ密度ρ比热容Cp（cp）（W/(m·℃)）（kg/m3）（kJ/kg℃）乙醇0.290.1497003.182水0.260.685949.44.237混合物0.2620.539879.94.067以上表中混合物的各物性分别由下式求得[2]：混合物：cp混合物热导率：W/(m·℃)混合物密度：kg/m3混合物比热容：kJ/(kg℃)式中为组成为i的摩尔分率，为组分i的质量分率。其他符号意义同前。所需传递的热流量：Q=1.05×Mc×Cpm×（t2-t1）3由程序算得：Q=4019.2KWB.确定釜液出口温度假设T2＝113℃，则定性温度为：Tm=（T1+T2）/2由程序算得：Tm=129℃由可查得乙醇、水物性，亦由以上推荐公式分别求得釜液的物性如表2.3所示：表2.3粘度μ热导率λ密度ρ比热容Cp（cp）（W/(m·℃)）（kg/m3）（kJ/kg℃）乙醇0.2220.144678.02.617水0.2240.686935.64.267釜液0.2240.578908.04.135由热流量衡算得：T2=T1-Q/(Mh×Cph)由程序算得釜液实际出口温度：T2＝113.1℃2.4换热器壳程数及流程A.换热器的壳程数Nk对于无相变的多管程的换热器壳程数Nk的确定，是由工艺条件，即冷、热物流进出口温度，按逆流流动给出传热温差分布图如图2.1所示，采用图解方法确定壳程数Nk[8]。4图解壳程数Nk图2.1如图1-1可见，所用水平线数为2，故选取该换热器的壳程Nk为2。其处理办法，或在一壳体内加隔板或选用两个单壳程的换热器，显然后者比较方便。故选用两台相同的换热器。B.流程选择冷、热流体的物性及流量均相近。为减少热损失，先选择热流体（釜液）走管程，冷流体（原料液）走壳程如图2.2所示。流程示意图图2.252.5估算传热面积A.传热温差△tm前面已提供了釜液及原料液进出口温度，于是可得：在列管式换热器中由于加折流板或多管程，冷、热两流体并非纯逆流，以上应加以校正，其校正系数Et按以下步骤求得[2]：由R、P及壳程数查[2]（换热器设计手册P60）图得：Et=0.80，于是得传热温差校正值为：△tm=Et×由程序算得传热温差校正值：△tm＝14.0℃B.传热面积A根据冷、热流体在换热器中有无相变化及其物性等，通过查[2](换热器手册)表,选取传热系数K=850W/(m2﹒℃)，于是可求所需传热面积A为：A=1000×Q/(K×△tm)由程序算得所需传热面积：A=337.7m22.6换热器选型根据传热温差的大小，传热介质的性质以及结垢、清洗要求等条件选择适宜的换热器，为保证传热时流体适宜流动状态，还需估算管程数[8][9]。管程热流体（釜液）体积流量(单位m3/s)：Vm=Mh/(3600×mi)由程序算得：Vm=0.0336选用规格钢管，di为管内径（m）设管内的流速ui=0.5m/s，则：6单管程所需管子根数n：Vm=n×pi×ui×(di2)/4n=4×Vm/(pi×ui×di2)由程序算得：n=213.9圆整后n=214设单台换热器的传热面积为，d0为管外径（m），则单台传热面积为：=A/2=n×pi×d0×LL=A/(2×n×pi×d0)由程序算得：L=10.1m选取管束长l＝6m，则管程数Nf为Nf=L/l由程序算得：Nf=1.7故应选取管程数Nf为2。根据以上确定的条件，按列管换热器标准系列，初步选取型号为G800II-1.6-225固定管板式换热器两台[1]，其主要性能参数如下：壳体内径800mm公称直径800mm公称压力1.6MPa公称面积225m2计算面积227m2管程数2管长6000mm管子规格Φ25×2.5排列方式△管间距32mm管数488根折流板数18壳程数272.7换热器的核算2.7.1管程流体流速及雷诺数流通截面积Si=(n×pi×di2)/8由程序算得：Si=0.0766m2式中n为总管数。管内流速vi=Mh/(3600×Si×mi)由程序算得vi=0.438m/s式中vi－管程流速m/s；Mh－釜液流速kg/h；mi－釜液平均密度kg/m3；管内雷诺数Rei=di×vi×mi×1000/Um由程序算得：Rei=35537式中di－管内直径，m；Um－釜液平均粘度，mPa.s；2.7.2壳程流体流速及雷诺数选折流板间距B=300mm流通截面积S0=B×Di×(1-d0/t)由程序算得：S0=0.0525m2式中Di－壳体内径，m；d0－管外径，m；t－管间距，m。流速u0=Mc/(3600×S0×dm)由程序算得：u0=0.605m/s式中u0－壳程流速m/s；8dm－原料液平均密度kg/m3Mc－原料液流率kg/h。当量直径雷诺数Re0Re0=de×u0×dm×1000/um由程序算得：Re0=41173式中um－原料液平均粘度mPa.s；从以上计算结果可知，两流体在换热器中流动均能达到湍流，有利于传热。2.7.3管程压力降取管壁绝对粗糙度：E＝0.2mm相对粗糙度：E/di=0.2/20=0.01由前面计算已得Rei=35537，故可查得（由换热器设计手册）[2]直管壁摩擦系数a=0.04，于是得单管程压力降为：P1=a×(l/di)×(mi×vi2/2)由程序算得：P1=1047Pa回弯压降：P2=b×(mi×vi2/2);由程序算得：P2=261.7Pa式中b－阻力系数；b=3管程总压力降Pm：Pm=(P1+P2)×Ft×Nf×Nk由程序算得：Pm=7850.9Pa校正系数Ft=1.59管程数Nf=2串联的壳程数Nk=2（即串联的换热器数）2.7.4壳程压力降管束压降P3=F×f0×Ntc×(Ns+1)×dm×u02/2三角形排列：F=0.5壳程流体摩擦因数f0=5.0×Re0(-0.228)由程序算得：f0=0.443Ntc=1.1×n0.5由程序算得：Ntc=24.3折流板数Ns=18由程序算得管束压降P3=16810Pa=0.0168MPa折流板缺口压降P4：P4=Ns×(3.5-2×B/Di)×dm×u02/2由程序算得：P4=8136.6Pa=0.00814MPa壳程总压力降：P0=Nk×Fs×(P3+P4)壳程压力降结垢校正系数Fs=1.15壳程数Nk=2由程序算得：P0=57378Pa=0.0574MPa2.7.5总传热系数a．管程传热膜系数r1管内雷诺数Rei=3553710000普兰特数Pri=1000×Cph×Um/Cm;10由程序算得：Pri=1.60.7式中Cph－釜液平均热容kJ/kg℃；Cm－釜液平均导热系数W/(m·℃)；管长与管内径比：l/di=6000/0.02=3.0×10560r1=0.023×(Cm/di)×Rei0.8×Pri0.3;由程序算得：r1=3346.5W/(m2﹒℃)b．管外(壳程)传热膜系数r2管外雷诺数Re0=4117310000普兰特数Pr0=Cpm×um/cm由程序算得：Pr0=1.992式中Cpm－原料液平均热容kJ/kg℃；um－原料液平均粘度Pa·s；cm－原料液平均导热系数W/(m·℃)；r2=0.36×(cm/de)×Re00.55×Pr00.33由程序算得：r2=4201.8W/(m2﹒℃)c.污垢及管壁热阻管壁内外侧污垢热阻为Rd0=Rdi=2.6×10-4m2﹒℃/W钢管壁热导率C=40W/(m·℃)管壁热阻b0/C=5.56×10-5m2﹒℃/Wd.总传热系数K01/K0=1/r2+Rd0+(b0/C)×(d0/Dm)+Rdi×d0/di+(1/r1)×(d0/di)由程序算得：K0=790W/(m2﹒℃)式中Rd0－管外污垢m2﹒℃/W；Rdi－管内污垢m2﹒℃/W；b0－管壁厚m；Dm－管壁平均直径m；112.7.6传热面积及裕度传热面积A0：A0=1000×Q/(K0×△tm)由程序算得：A0=363.4m2单台换热器实际传热面积S=227m2所选换热器实际传热面积Ap=2×S=457m2换热器传热面裕度w：w=(Ap-A0)/A0由程序算得：w=24.9%由校核可知，各项性能符合要求，换热能力可满足生产需求，所选换热器可以采用。122.8MATLAB计算程序clcclearfprintf('\n\n基于MATLAB的管壳式换热器计算机辅助设计\n')fprintf('按任意键开始\n')pausefprintf('计算传热量\n')fprintf('按任意键开始\n')pauset1=95;t2=128;T1=145;%t1,t2分别为原料液进出口温度;T1为釜液进口温度（℃）tm=(t1+t2)/2;fprintf('原料液平均温度tm=%f\t℃\n',tm)x1=0.07;X1=0.033;%x1,X1分别为原料液，釜液中乙醇含量u1=0.29;u2=0.262;x2=1-x1;c1=0.149;c2=0.685;%式中ui为原料液中组分i的粘度(cp)；式中ci为原料液中组分i的热导率；式中xi为原料液中组分i的摩尔分率；乙醇为组分1水为组分2dst1=700;dst2=949.4;Cp1=3.182;Cp2=4.237;%dsti为原料液中组分i的密度（kg/m3）；Cpi为原料液中组分i的比热容（kJ/kg℃）M1=46;M2=18;%Mi为组分i的摩尔质量；w1=x1*M1/(x1*M1+x2*M2);w2=1-w1;%wi为组分i在原料液中的质量分数；其他符号意义同前um=(x1*(u1)^(1/3)+x2*(u2)^(1/3))^3;cm=0.9*(c1*w1+c2*w2);dm=1/(w1/dst1+w2/dst2);Cpm=Cp1*w1+Cp2*w2;%um为原料液粘度；cm为原料液热导率；dm为原料液密度（Kg/m^3）；Cpm为原料液比热容；Mc=102680;Q=1.05*Mc*Cpm*(t2-t1)/3600;%Mc为原料液流量（kg/h）fprintf('所需传递的热流量Q=%f\tKW\n',Q);fprintf('确定釜液出口温度\n')fp