设计任务matlab应用.docx
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设计任务matlab应用
2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。
3.核算总传热系数计算管、壳程对流传热系数r1和r2,若r1 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) 由程序算得: Q=4019.2KW B.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]。 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2.2 2.5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=337.7m2 2.6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: 单管程所需管子根数n: Vm=n×pi×ui×(di2)/4 n=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×L L=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 2 2.7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; dm-原料液平均密度kg/m3 Mc-原料液流率kg/h。 当量直径 雷诺数Re0 Re0=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=1.5 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=0.443 Ntc=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=0.0574MPa 2.7.5总传热系数 a.管程传热膜系数r1 管内雷诺数 Rei=35537>10000 普兰特数 Pri=1000×Cph×Um/Cm; 由程序算得: Pri=1.6>0.7 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=3.0×105>60 r1=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=41173>10000 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﹒℃/W d.总传热系数K0 1/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; 2.7.6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。 2.8MATLAB计算程序 clc clear fprintf('\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') pause fprintf('计算传热量\n') fprintf('按任意键开始\n') pause t1=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2 dst1=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') fprintf('按任意键开始\n') pause T2=113;%假定釜液出口温度 Tm=(T1+T2)/2; fprintf('定性温度Tm=%f\t℃\n',Tm); X2=1-X1; W1=X1*M1/(X1*M1+X2*M2); W2=1-W1; %Xi为釜液中组分i的摩尔分数;Mi为釜液中组分i的摩尔质量;Wi为釜液中组分i在釜液中的质量分数;其他符号意义同前 CP1=2.617;CP2=4.267;%CPi为釜液中组分i在定性温度下的比热容 Cph=CP1*W1+CP2*W2;%Cph为釜液在定性温度下的比热容 Mh=109779;T2=T1-Q*3600/(Mh*Cph);%Mh为釜液流量(kg/h) fprintf('釜液出口温度T2=%f\t℃\n',T2); fprintf('估算传热面积A\n') fprintf('按任意键开始\n') pause Et=0.80;tm=((T1-t2)-(T2-t1))*Et/log((T1-t2)/(T2-t1)); fprintf('传热温差校正值tm=%f\t℃\n',tm); tm=14.0; K=850;A=Q*1000/(K*tm);%K为传热系数W/(㎡﹒℃) fprintf('传热面积A=%f\tm2\n',A); fprintf('换热器选型\n') fprintf('按任意键开始\n') pause mi=908;Vm=Mh/(3600*mi);%mi为釜液密度(Kg/m^3) fprintf('管程热流体体积流量Vm=%f\tm^3/s\n',Vm); di=0.02;ui=0.5;pi=3.14;n=4*Vm/(pi*ui*di^2);%di为管内径(m);ui为釜液流速(m/s) fprintf('单管程所需管子根数n=%f\t\n',n); n=214;d0=0.025; L=A/(2*n*pi*d0); fprintf('L=%f\tm\n',L); l=6;Nf=L/l;%l为管束长(m);d0为管外径(m) fprintf('管程数(需圆整)Nf=%f\t\n',Nf); fprintf('按任意键继续\n') pause fprintf('换热器的核算\n') fprintf('计算管程流体流速及雷诺数\n') fprintf('按任意键继续\n') pause n=488;Si=(n*pi*di^2)/8; vi=Mh/(3600*Si*mi); Um=0.224;Rei=di*vi*mi*1000/Um; fprintf('流通截面积Si=%f\t㎡\n',Si); fprintf('管程流速vi=%f\tm/s\n',vi); fprintf('管内雷诺数Rei=%f\t\n',Rei);%Um釜液粘度(Pa.S) fprintf('计算壳程流体流速及雷诺数\n') fprintf('按任意键继续\n') pause B=0.3;Di=0.8;t=0.032;S0=B*Di*(1-d0/t);%B折流板间距(m) u0=Mc/(3600*S0*dm); de=0.02;Re0=de*u0*dm*1000/um;%de当量直径(m) fprintf('壳程流通截面积S0=%f\t㎡\n',S0); fprintf('壳程流速u0=%f\tm/s\n',u0); fprintf('雷诺数Re0=%f\t\n',Re0); fprintf('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\n') fprintf('按任意键继续\n') pause fprintf('计算管程压力降\n') fprintf('按任意键继续\n') pause a=0.04;P1=a*(l/di)*(mi*vi^2/2);%a直管壁摩擦系数 b=3;P2=b*mi*vi^2/2;%b阻力系数 Ft=1.5;Nf=2;Nk=2;Pm=(P1+P2)*Ft*Nf*Nk;%Ft校正系数;Nf管程数;Nk串联的壳程数; fprintf('单管程压力降P1=%f\tPa\n',P1); fprintf('回弯压降P2=%f\tPa\n',P2); fprintf('管程总压力降Pm=%f\tPa\n',Pm); fprintf('计算壳程压力降\n') fprintf('按任意键继续\n') pause F=0.5;f0=0.443;Ntc=24.3;Ns=18; P3=F*f0*Ntc*(Ns+1)*dm*u0^2/2; P4=Ns*(3.5-2*B/Di)*dm*u0^2/2; Fs=1.15;P0=2*Fs*(P3+P4);%Ntc壳程流体摩擦因数;Fs壳程压力降结垢校正系数; fprintf('壳程管束压降P3=%f\tPa\n',P3); fprintf('折流板缺口压降P4=%f\tPa\n',P4); fprintf('壳程总压力降P0=%f\tPa\n',P0); fprintf('计算传热膜系数\n') fprintf('按任意键继续\n') pause Um=0.224e-3;Cm=0.578; Pri=1000*Cph*Um/Cm; r1=0.023*(Cm/di)*Rei^0.8*Pri^0.3; fprintf('管程普兰特数Pri=%f\t\n',Pri); fprintf('管程传热膜系数r1=%f\tW/(㎡﹒℃)\n',r1); Pr0=Cpm*um/cm; r2=0.36*(cm/de)*(Re0^0.55)*(Pr0^0.33); Rd0=2.6e-4;Rdi=2.6e-4;C=40;b0=2.5e-3;Dm=2.25e-2; K0=1/(1/r2+Rd0+b0*d0/C/Dm+Rdi*d0/di+d0/r1/di); fprintf('管外普兰特数Pr0=%f\t\n',Pr0); fprintf('管外传热膜系数r2=%f\tW/(㎡﹒℃)\n',r2); fprintf('总传热系数K0=%f\tW/(㎡﹒℃)\n',K0);%Rd0,Rdi管壁内外侧污垢热阻;C钢管壁热导率;b0管壁厚;Dm管壁平均直径; fprintf('计算传热面积及裕度\n') fprintf('按任意键继续\n') pause S=227;%S单台换热器实际传热面积 K0=790; A0=1000*Q/(K0*tm); w=(2*S-A0)/A0; fprintf('传热面积A0=%f\t㎡\n',A0); fprintf('裕度w=%f\t\n',w); 4换热器主要的的结构尺寸和计算结果 由校核可知,换热器主要结构尺寸和计算结果如表4.1所示: 表4.1 名称 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 排列方式三角形 封头厚度10mm 管数488根 折流板数18 壳程数2 管间距32mm 管板厚度54mm 折流板圆缺高度200mm clc clear fprintf('\n\n基于MATLAB的苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计计算机辅助设计\n') fprintf('按任意键开始\n') pause fprintf('全塔物料衡算\n') fprintf('按任意键开始\n') pause M1=78.11;M2=112.61;%M1,M2分别苯和氯苯的摩尔质量(kg/mol) MF=M1*0.65+M2*0.35;%MF为原料液平均摩尔质量 MD=M1*0.03+M2*0.97;%MD为流出液平均摩尔质量 MW=M1*0.986+M2*0.014;%MW为残余液平均摩尔质量 fprintf('原料液平均摩尔质量MF=%f\kg/mol\n',MF) fprintf('流出液平均摩尔质量MD=%f\kg/mol\n',MD) fprintf('残余液平均摩尔质量MW=%f\kg/mol\n',MW) F=9000*1000*[0.44/112.5+(1-0.44)]/M1/300*24;%一年以300天,一天以24小时计算,F为原料液
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