計(jì)算機(jī)輔助設(shè)計(jì)任務(wù)

1、2 設(shè)計(jì)部分2.1 設(shè)計(jì)任務(wù)書 某有機(jī)合成廠的乙醇車間在節(jié)能改造中，為回收系統(tǒng)內(nèi)第一萃取塔釜液的熱量，用其釜液將原料液從95預(yù)熱至128，原料液及釜液均為乙醇，水溶液，其操作條件列表如下：表2.1設(shè)計(jì)條件數(shù)據(jù)物料 流量 組成（含乙醇量） 進(jìn)口溫度 出口溫度 操作壓 kg/h mol% MPa釜液 109779 3.3 145 0.9原料液 102680 7 95 128 0.53試設(shè)計(jì)選擇適宜的管殼式換熱器。2.2 管殼式換熱器的選用和設(shè)計(jì)計(jì)算步驟21 試算并初選設(shè)備規(guī)格 (1) 確定流體在換熱器中的流動(dòng)途徑。 (2) 根據(jù)傳熱任務(wù)計(jì)算熱負(fù)荷Q。 (3) 確定流體在換熱器兩端的溫度，選擇列管式

2、換熱器的型式；計(jì)算定性溫度，并確定在定性溫度下流體的性質(zhì)。 (4) 計(jì)算平均溫度差，并根據(jù)溫度校正系數(shù)不應(yīng)小于0.8的原則，決定殼程數(shù)。 (5) 依據(jù)總傳熱系數(shù)的經(jīng)驗(yàn)值范圍，或按生產(chǎn)實(shí)際情況，選定總傳熱系數(shù)K選值。 (6) 由總傳熱速率方程QKStm，初步算出傳熱面積S，并確定換熱器的基本尺寸(如d、L、n及管子在管板上的排列等)，或按系列標(biāo)準(zhǔn)選擇設(shè)備規(guī)格。2 計(jì)算管、殼程壓強(qiáng)降 根據(jù)初定的設(shè)備規(guī)格，計(jì)算管、殼程流體的流速和壓強(qiáng)降。檢查計(jì)算結(jié)果是否合理或滿足工 藝要求。若壓強(qiáng)降不符合要求，要調(diào)整流速，再確定管程數(shù)或折流板間距，或選擇另一規(guī)格的設(shè)備，重新計(jì)算壓強(qiáng)降直至滿足要求為止。3 核算總傳熱

3、系數(shù) 計(jì)算管、殼程對(duì)流傳熱系數(shù)r1 和r2，若r1<K,則改變管程數(shù)重新計(jì)算，若改變管程數(shù)不能滿足，則應(yīng)重新估計(jì)K值。確定污垢熱阻Rdi和Rd0，再計(jì)算總傳熱系數(shù)K0，再由基本傳熱方程計(jì)算所需傳熱面積A0，應(yīng)使所選用換熱器的傳熱面積留有15%-25%的裕度，則初選的設(shè)備合適。否則需另估計(jì)一個(gè)K值，重復(fù)以上計(jì)算步驟 。2.3 傳熱量及釜液出口溫度A. 傳熱量Q以原料液為基準(zhǔn)亦計(jì)入5%的熱損失，按以下步驟求得傳熱量Q。 由程序算得原料液平均溫度tm = 111.5 分別查得乙醇、水的物性為：表2.2粘度 熱導(dǎo)率 密度 比熱容Cp （cp） （W/(m·)） （kg/m3） （kJ/

4、kg）乙醇 0.29 0.149 700 3.182水 0.26 0.685 949.4 4.237混合物 0.262 0.539 879.9 4.067以上表中混合物的各物性分別由下式求得2：混合物： cp混合物熱導(dǎo)率： W/(m·)混合物密度： kg/m3混合物比熱容：kJ/(kg)式中為組成為i的摩爾分率，為組分i的質(zhì)量分率。其他符號(hào)意義同前。所需傳遞的熱流量：Q=1.05×Mc× Cpm×（t2-t1）由程序算得： Q=4019.2 KW B. 確定釜液出口溫度 假設(shè)T2113，則定性溫度為：Tm=（T1+T2）/2由程序算得： Tm=129 由

5、可查得乙醇、水物性，亦由以上推薦公式分別求得釜液的物性如表2.3所示：表2.3粘度 熱導(dǎo)率 密度 比熱容Cp（cp） （W/(m·)） （kg/m3） （kJ/kg）乙醇 0.222 0.144 678.0 2.617 水 0.224 0.686 935.6 4.267釜液 0.224 0.578 908.0 4.135 由熱流量衡算得：T2=T1-Q/(Mh×Cph) 由程序算得釜液實(shí)際出口溫度： T2113.1 2.4 換熱器殼程數(shù)及流程A. 換熱器的殼程數(shù)Nk對(duì)于無相變的多管程的換熱器殼程數(shù)Nk的確定，是由工藝條件，即冷、熱物流進(jìn)出口溫度，按逆流流動(dòng)給出傳熱溫差分布圖

6、如圖2.1所示，采用圖解方法確定殼程數(shù)Nk8。圖解殼程數(shù)Nk 圖2.1如圖1-1可見，所用水平線數(shù)為2，故選取該換熱器的殼程N(yùn)k為2。其處理辦法，或在一殼體內(nèi)加隔板或選用兩個(gè)單殼程的換熱器，顯然后者比較方便。故選用兩臺(tái)相同的換熱器。B. 流程選擇冷、熱流體的物性及流量均相近。為減少熱損失，先選擇熱流體（釜液）走管程，冷流體（原料液）走殼程如圖2.2所示。流程示意圖 圖2.22.5 估算傳熱面積A.傳熱溫差tm前面已提供了釜液及原料液進(jìn)出口溫度，于是可得：在列管式換熱器中由于加折流板或多管程，冷、熱兩流體并非純逆流，以上應(yīng)加以校正，其校正系數(shù)Et按以下步驟求得2： 由R、P及殼程數(shù)查2（換熱器設(shè)

7、計(jì)手冊P60）圖得：Et=0.80，于是得傳熱溫差校正值為：tm = Et× 由程序算得傳熱溫差校正值：tm14.0B.傳熱面積A根據(jù)冷、熱流體在換熱器中有無相變化及其物性等，通過查2 (換熱器手冊)表,選取傳熱系數(shù)K=850 W/( m2)，于是可求所需傳熱面積A為： A=1000×Q/(K×tm)由程序算得所需傳熱面積： A= 337.7m22.6 換熱器選型根據(jù)傳熱溫差的大小，傳熱介質(zhì)的性質(zhì)以及結(jié)垢、清洗要求等條件選擇適宜的換熱器，為保證傳熱時(shí)流體適宜流動(dòng)狀態(tài)，還需估算管程數(shù)8 9。 管程熱流體（釜液）體積流量(單位 m3/s)：Vm=Mh/(3600

8、15;mi) 由程序算得： Vm=0.0336 選用規(guī)格鋼管，di為管內(nèi)徑（m）設(shè)管內(nèi)的流速ui=0.5m/s，則：單管程所需管子根數(shù)n： Vm=n×pi×ui×(di2)/4n=4×Vm/(pi×ui×di2)由程序算得： n =213.9圓整后n=214設(shè)單臺(tái)換熱器的傳熱面積為，d0為管外徑（m），則單臺(tái)傳熱面積為：=A/2=n×pi×d0×LL=A/(2×n×pi×d0)由程序算得： L=10.1m選取管束長l6m，則管程數(shù)Nf為Nf =L/l由程序算得：Nf =1.7

9、故應(yīng)選取管程數(shù)Nf為2。根據(jù)以上確定的條件，按列管換熱器標(biāo)準(zhǔn)系列，初步選取型號(hào)為G800 II-1.6-225固定管板式換熱器兩臺(tái)1，其主要性能參數(shù)如下：殼體內(nèi)徑800mm公稱直徑800mm公稱壓力1.6MPa公稱面積225 m2計(jì)算面積227 m2管程數(shù)2管長6000mm管子規(guī)格25×2.5排列方式管間距32mm管數(shù) 488根折流板數(shù)18殼程數(shù) 22.7 換熱器的核算 管程流體流速及雷諾數(shù)流通截面積 Si=(n×pi×di2)/8由程序算得： Si=0.0766 m2式中n為總管數(shù)。管內(nèi)流速vi=Mh/(3600×Si×mi)由程序算得vi

10、=0.438 m/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；管內(nèi)雷諾數(shù)Rei= di×vi×mi×1000/Um由程序算得：Rei=35537式中 di管內(nèi)直徑，m；Um釜液平均粘度， mPa.s； 殼程流體流速及雷諾數(shù)選折流板間距B=300mm流通截面積S0=B×Di×(1-d0/t)由程序算得：S0=0.0525 m2式中 Di殼體內(nèi)徑，m；d0管外徑，m；t管間距，m。流速u0=Mc/(3600×S0×dm)由程序算得：u0=0.605 m/s式中 u0殼程流速m/s；dm原料液平均密

11、度kg/m3 Mc原料液流率kg/h。當(dāng)量直徑雷諾數(shù)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；從以上計(jì)算結(jié)果可知，兩流體在換熱器中流動(dòng)均能達(dá)到湍流，有利于傳熱。 管程壓力降 取管壁絕對(duì)粗糙度：E0.2mm相對(duì)粗糙度： E/ di=0.2/20=0.01由前面計(jì)算已得Rei=35537，故可查得（由換熱器設(shè)計(jì)手冊）2直管壁摩擦系數(shù)a=0.04，于是得單管程壓力降為：P1=a×(l/ di) ×(mi×vi2/2)由程序算得： P1=1047 Pa回彎壓降：P2 = b

12、×(mi×vi2/2);由程序算得： P2=261.7 Pa式中 b阻力系數(shù)；b = 3管程總壓力降Pm：Pm=(P1+P2) × Ft×Nf×Nk 由程序算得： Pm=7850.9Pa校正系數(shù) Ft=1.5管程數(shù) Nf=2串聯(lián)的殼程數(shù) Nk=2（即串聯(lián)的換熱器數(shù)） 殼程壓力降管束壓降P3=F×f0×Ntc×(Ns+1) ×dm×u02/2三角形排列：F=0.5殼程流體摩擦因數(shù)f0=5.0×Re0(-0.228)由程序算得：f0=0.443Ntc=1.1×n0.5由程序算得：

13、 Ntc =24.3折流板數(shù) Ns=18由程序算得管束壓降 P3=16810Pa=0.0168MPa折流板缺口壓降P4：P4=Ns×(3.5-2×B/Di) ×dm×u02/2由程序算得：P4=8136.6Pa=0.00814MPa殼程總壓力降：P0=Nk×Fs×(P3+P4) 殼程壓力降結(jié)垢校正系數(shù)Fs =1.15 殼程數(shù) Nk=2由程序算得： P0=57378Pa=0.0574MPa 總傳熱系數(shù)a管程傳熱膜系數(shù)r1 管內(nèi)雷諾數(shù) Rei=35537>10000普蘭特?cái)?shù)Pri=1000×Cph×Um/Cm;由

14、程序算得：Pri=1.6>0.7式中 Cph釜液平均熱容kJ/kg；Cm釜液平均導(dǎo)熱系數(shù)W/(m·)；管長與管內(nèi)徑比：l/ di =6000/0.02=3.0×105>60r1=0.023×(Cm/di) ×Rei0.8×Pri0.3;由程序算得：r1=3346.5 W/( m2)b管外(殼程)傳熱膜系數(shù)r2管外雷諾數(shù)Re0=41173>10000普蘭特?cái)?shù) Pr0=Cpm×um/cm由程序算得：Pr0=1.992式中 Cpm原料液平均熱容kJ/kg；um原料液平均粘度 Pa·s；cm原料液平均導(dǎo)熱系數(shù)W/(

15、m·)；r2=0.36×(cm /de) ×Re00.55×Pr00.33由程序算得：r2=4201.8 W/( m2)c.污垢及管壁熱阻管壁內(nèi)外側(cè)污垢熱阻為 Rd0=Rdi=2.6×10-4 m2/W鋼管壁熱導(dǎo)率 C=40 W/(m·)管壁熱阻 b0/C= 5.56×10-5 m2/Wd.總傳熱系數(shù)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管內(nèi)污垢m2/W；b0管壁厚m；Dm管壁平均直徑m；2.7.6 傳熱面積及裕度傳熱面積A0： A0=1000×Q/(K0×tm)由程序算得： A0=363.4 m2單臺(tái)換熱器實(shí)際傳熱面積S=227 m2所選換熱器實(shí)際傳熱面積Ap=2×S=457 m2換熱器傳熱面裕度w： w=(Ap-A0)/A0由程序算得： w=