Установки ожижения и разделения газовых смесей
Санкт-Петербургский государственный Университет
низкотемпературных и пищевых технологий.
Кафедра криогенной техники.
Курсовой проект
по дисциплине «Установки ожижения и разделения газовых
смесей»
Расчёт и проектирование установки
для получения жидкого кислорода.
Работу выполнил
студент 452 группы
Денисов
Сергей.
Работу принял
Пахомов О. В.
Санкт – Петербург 2003 год.
Оглавление.
Задание на
расчёт…………………………………………………………………..3
1.
Выбор типа установки и его
обоснование……………………………………3
2.
Краткое описание
установки…………………………………………………..3
3.
Общие энергетические и материальные
балансы……………………….……4
4.
Расчёт узловых точек
установки…………………………….…………………4
5.
Расчёт основного
теплообменника…………………………….………………7
6.
Расчёт блока
очистки……………………………………………….…………..17
7.
Определение общих энергетических
затрат установки…………………..…..20
8.
Расчёт процесса
ректификации…………………………………….…………..20
9.
Расчёт конденсатора –
испарителя…………………………………………….20
10. Подбор оборудования…………………………………………………..………21
11. Список литературы……………………………………………..………………22
Задание на расчёт.
Рассчитать и спроектировать установку для получения
газообразного кислорода с чистотой 99,5 %, производительностью 320 м3/ч,
расположенную в городе Владивостоке.
1.
Выбор типа установки и его
обоснование.
В качестве прототипа выбираем установку К – 0,4, т. к.
установка предназначена для получения жидкого и газообразного кислорода
чистотой 99,5 %, а также жидкого азота. Также установка имеет относительно
несложную схему.
2. Краткое описание работы
установки.
Воздух из окружающей среды,
имеющий параметры Т = 300 К и Р = 0,1 МПа, поступает в компрессорную станцию в
точке 1. В компрессоре он сжимается до давления 4,5 МПа и охлаждается в водяной
ванне до температуры 310 К. Повышение температуры обусловлено потерями от несовершенства
системы охлаждения. После сжатия в компрессоре воздух направляется в
теплообменник – ожижитель, где охлаждается до температуры 275 К, в результате
чего большая часть содержащейся в ней влаги конденсируется и поступает в
отделитель жидкости, откуда выводится в окружающую среду. После теплообменника
– ожижителя сжатый воздух поступает в блок комплексной очистки и осушки, где
происходит его окончательная очистка от содержащихся в нём влаги и СО2
. В результате прохождения через блок очистки воздух нагревается до температуры
280 К. После этого поток сжатого воздуха направляется в основной теплообменник,
где охлаждается до температуры начала дросселирования, затем дросселируется до
давления Р = 0,65 МПа. В основном теплообменнике поток разделяется. Часть его
выводится из аппарата и поступает в детандер, где расширяется до давления Р =
0,65 МПа и поступает в нижнюю часть нижней колонны.Поток из дросселя поступает
в середину нижней колонны. Начинается процесс ректификации. Кубовая жидкость
(поток R, содержание N2 равно 68%) из низа нижней колонны поступает в
переохладитель, где переохлаждается на 5 К , затем дросселируется до давления
0,13 МПа и поступает в середину верхней колонны. Азотная флегма (поток D,
концентрация N2 равна
97%) забирается из верхней части нижней колонны, пропускается через
переохладитель, где также охлаждается на 5К, затем дросселируется до давления
0,13 МПа и поступает в верхнюю часть верхней колонны. В верхней колонне
происходит окончательная ректификация, внизу верхней колонны собирается жидкий
кислород, откуда он направляется в переохладитель, где переохлаждается на 8 –
10 К. Далее поток кислорода направляется в жидкостной насос, где его давление
поднимается до 10 МПа, и обратным потоком направляется в основной
теплообменник. Затем он направляется в теплообменник – ожижитель, откуда
выходит к потребителю с температурой 295 К. Азот из верхней части колонны
последовательно проходит обратным потоком переохладитель азотной флегмы и
кубовой жидкости, оснновной теплообменник и теплообменник – ожижитель. На
выходе из теплообменника – ожижителя азот будет иметь температуру 295 К.
3. Общие энергетические и
материальные балансы.
V = K + A
0,79V = 0,005K +
0,97A
МVΔi1B –
2B + VдетhадηадМ = МVq3 + Мк KΔi2K – 3K
+ VΔi3В – 4В М
М – молярная масса воздуха.
Мк – молярная
масса кислорода.
Принимаем V = 1
моль
К + А = 1
К = 1 – А
0,79 = 0,005(1 – А) + 0,97А
А = 0,813
К = 1 – 0,813 = 0,187
Определяем теоретическую
производительнсть компрессора.
(1/0,187) = х/320 =>
х = 320/0,187 = 1711 м3/ч = 2207,5 кг/ч
4. Расчёт узловых точек
установки
Принимаем:
Давление воздуха на входе в
компрессор……………………….
Давление воздуха на выходе
из компрессора……………………Рвыхк = 4,5 МПА
Температура воздуха на входе
в компрессор…..………………...
Температура воздуха на выходе
из компрессора…….…………..
Температура воздуха на выходе
из теплообменника – ожижителя…..
Температура воздуха на выходе
из блока очистки…………………
Давление в верхней
колонне……………………………………..
Давление в нижней
колонне………………………………………
Концентрация азота в кубовой
жидкости ………………………..
Концентрация азота в азотной
флегме……………………………
Температурный перепад азотной
флегмы и кубовой жидкости при прохождении
через
переохладитель…………..……………………………..
Температура кубовой
жидкости…………………………………….
Температура азотной
флегмы………………………………………
Температура отходящего
азота…………………………………….
Температура жидкого кислорода…………………………………..
Разность температур на тёплом
конце теплообменника – ожижителя………………………………………..…………….
Температура азота на выходе
из установки………………….
Температурный перепад
кислорода …………………………ΔТ1К – 2К = 10 К
На начальной стадии расчёта
принимаем:
Составляем балансы
теплообменных аппаратов:
а) Баланс теплообменника –
ожижителя.
КСр кΔТ4К
– 5К + АСрАΔТ3А – 4А = VCpvΔT2В – 3В
б) Балансы
переохладителя:
находим
из номограммы для смеси азот – кислород.
в) Баланс переохладителя
кислорода.
КCpK ΔT1К – 2К = RCpR ΔT2R –
3R
Принимаем ΔT1К – 2К = 10 К
ΔT2R –
3R = 0,128*1,686*10/6,621*1,448 = 2,4
Т3R = Т2R + ΔT2R – 3R = 74 + 2,4 = 76,4
К
i3R =
998,2
г) Баланс основного
теплообменнка.
Для определения параметров в
точках 3А и 4К разобьём основной теплообменник на 2 трёхпоточных
теплообменника:
Истинное значение Vдет вычислим из баланса установки:
Vдет = [VMq3 + KMkΔi2K – 3K +
VMΔi4B – 3B – VMΔi1B – 2B]/Mhадηад
= [1*29*8 + 0,187*32*(352,8 – 349,9) + 1*29*(522,32 –
516,8) – 1*29*(563,82 – 553,75)]/29*(394,5 – 367,5)*0,7 = 0,2
Vдет = 0,2V =
0,2*1711 = 342 м3/ч
Составляем балансы этих
теплообменников:
I VCpVΔT4B
– 6B = KCpKΔT3K’ – 4K + ACpAΔT2A’
– 3A
II (V – Vд
)CpVΔT6B-5B = KCpKΔT3K – 3K’
+ ACpAΔT2A’ – 2A
Добавим к ним баланс
теплообменника – ожижителя. Получим систему из 3 уравнений.
III КСр кΔТ4К – 5К
+ АСрАΔТ3А – 4А = VCpvΔT2В – 3В
Вычтем уравнение II из
уравнения I:
VCpVΔT4B
– 6B - (V – Vд )CpVΔT6B-5B =
KCpKΔT3K’ – 4K - KCpKΔT3K – 3K’
+ ACpAΔT2A’ – 3A - ACpAΔT2A’ –
2A
Получаем систему из двух
уравнений:
I VCpV (T4B
- 2T6B + T5B ) + VдCpV(T6B
– T5B) = KCpK(T4K – T3K) + ACpAΔT3A
– 2A
II КСр кΔТ4К – 5К +
АСрАΔТ3А – 4А = VCpvΔT2В – 3В
I 1*1,012(280 – 2*173 + 138) + 0,387*1,093(173 – 138) =
0,128*1,831(T4K –
88) +0,872*1,048(T3А–85)
II 1*1,012*(310 – 275) = 0,128*1,093(295 - T4K) + 0,872*1,041(295 – T3А)
T4K = 248,4 К
T3А =
197,7 К
Для удобства расчёта полученные данные по давлениям,
температурам и энтальпиям в узловых точках сведём в таблицу:
№
|
1В
|
2В
|
3В
|
4В
|
5В
|
5
|
6В
|
7В
|
1R
|
2R
|
3R
|
i, кДж/
кг
|
553,7
|
563,8
|
516,8
|
522,3
|
319,2
|
319,2
|
419,1
|
367,5
|
1350
|
1131,2
|
1243
|
Р, МПа
|
0,1
|
4,5
|
4,5
|
4,5
|
4,5
|
0,65
|
4,5
|
4,5
|
0,65
|
0,65
|
0,65
|
Т, К
|
300
|
310
|
275
|
280
|
138
|
80
|
188
|
125
|
79
|
74
|
76,4
|
№
|
1D
|
2D
|
1К
|
2К
|
3К
|
4К
|
5К
|
1А
|
2А
|
3А
|
4А
|
i, кДж/
кг
|
1015
|
2465
|
354,3
|
349,9
|
352,8
|
467,9
|
519,5
|
328,3
|
333,5
|
454,6
|
553,
|
Р, МПа
|
0,65
|
0,65
|
0,13
|
0,12
|
10
|
10
|
10
|
0,13
|
0,13
|
0,13
|
0,13
|
Т, К
|
79
|
74
|
93
|
84
|
88
|
248,4
|
295
|
80
|
85
|
197,7
|
295
|
ПРИМЕЧАНИЕ.
1. Значения энтальпий для
точек 1R, 2R,
3R , 1D, 2D
взяты из номограммы Т – i – P – x – y для смеси азот – кислород.
2. Прочие значения энтальпий
взяты из [2].
5. Расчёт основного
теплообменника.
Ввиду сложности конструкции
теплообменного аппарата разобьём его на 4 двухпоточных теплообменника.
Истинное значение Vдет вычислим из баланса установки:
Vдет = [VMq3 + KMkΔi2K – 3K +
VMΔi4B – 3B – VMΔi1B – 2B]/Mhадηад
= [1*29*8 + 0,128*32*(352,8 – 349,9) + 1*29*(522,32 –
516,8) – 1*29*(563,82 – 553,75)]/29*(394,5 – 367,5)*0,7 = 0,2
Vдет = 0,2V =
0,2* = 342,2 м3/ч
Составляем балансы каждого из
четырёх теплообменников:
I VA (i4B
– i1) + Vq3 = A(i3A – i3)
II VK (i4B
– i2) + Vq3 = K(i4K – i4)
III (VA
– Vда)(i1
– i5B) + Vq3 = A(i3 – i2A)
IV (VК
– Vдк)(i2
– i5B) + Vq3 = К(i4 – i2К)
Здесь VA + VК = V , Vда + Vдк = Vд
Параметры в точках i1 и i2 будут теми
же, что в точке 6В
Температуру в
точке 5В задаём:
Т5В =
138 К
Р5В =
4,5 МПа
i5В =
319,22 кДж/кг = 9257,38 кДж/кмоль
Принимаем VA
= А = 0,813, VК = К = 0,187, Vдк = Vда = 0,1,
q3 = 1 кДж/кг для всех
аппаратов.
Тогда из уравнения I
VA (i4B
– i6В) + Vq3 = A(i3A – i3)
0,813(522,32 – 419,1) + 1 =
0,813(454,6 – i3)
i3 =
(394,6 – 112,5)/0,813 = 324,7 кДж/кг
Т3 =
140 К
Проверяем полученное значение
i3 с помощью уравнения III:
(0,872 – 0,1)(394,5 – 319,22)
+ 1 = 0,872(i3 – 333,5)
59,1 = 0,872i3 – 290,8
i3 =
(290,8 + 59,1)/0,872 = 401,3 кДж/кг
Уменьшим VА до 0,54:
0,54(522,32 – 419,1) + 1 =
0,872(454,6 – i3)
i3 =
(394,6 – 70,023)/0,872 = 372,2 кДж/кг
Проверяем полученное значение
i3 с помощью уравнения III:
(0,54 – 0,1)(394,5 – 319,22)
+ 1 = 0,872(i3 – 333,5)
i3 =
(290,8 + 34,123)/0,872 = 372,6 кДж/кг
Т3 = 123 К
Тогда из уравнения II:
VK (i4B
– i6В) + Vq3 = K(i4K – i4)
0,56(522,32 – 419,1) + 1 =
0,128(467,9 – i4)
72,6 = 59,9 –
0,128 i4
i4 =
(72,6 – 59,9)/0,128 = 332 кДж/кг
Т4 =
140 К
Рассчитываем
среднеинтегральную разность температур для каждого из четырёх теплообменников.
а) Материальный баланс
теплообменника I:
VA (i4B
– i1) + Vq3 = A(i3A – i3)
Из баланса расчитываем
истинное значение теплопритоков из окружающей среды:
0,54*1,15(280 – 173) + 1*q3 = 0,872*1,99(197,7 – 123)
q3 =
121,9 - 66,4 = 55,5 кДж/кг
Рассчитываем коэффициенты В и
D:
VA (i4B
– i6В) + Vq3 = A(i3A – i3)
VA ΔiB
+ Vq3 = A ΔiA
ΔiB
= A ΔiA/ VA - V q3/VA |
ΔiA/ ΔiA
ΔiB
= A ΔiA/ VA - Vq3* ΔiA/
ΔiA
В = A/VA = 0,872/0,54
= 1,645
D = V q3/VA
ΔiA = 1*55,5/0,54*(197,7 – 123) = 0,376
ΔiB
= В ΔiA - D ΔiA = С ΔiA =
(1,635 – 0,376) ΔiA = 1,259 ΔiA
Составляем
таблицу:
№
|
ТВ , К
|
iв, кДж/кг
|
ΔiВ
|
ТА, К
|
iА, кДж/кг
|
ΔiА
|
0 – 0
|
280
|
522,32
|
0
|
197,7
|
454,6
|
0
|
1 – 1
|
272
|
512,0
|
10,324
|
190,23
|
-
|
8,2
|
2 – 2
|
261
|
501,7
|
20,648
|
182,76
|
-
|
16,4
|
3 – 3
|
254
|
491,3
|
30,971
|
175,29
|
-
|
24,6
|
4 – 4
|
245
|
481,0
|
41,295
|
167,82
|
-
|
32,8
|
5 – 5
|
235
|
470,7
|
51,619
|
160,35
|
-
|
41
|
6 – 6
|
225
|
460,4
|
61,943
|
152,88
|
-
|
49,2
|
7 – 7
|
218
|
450,1
|
72,267
|
145,41
|
-
|
57,4
|
8 – 8
|
210
|
439,73
|
82,59
|
137,94
|
-
|
65,6
|
9 – 9
|
199
|
429,4
|
92,914
|
130,47
|
-
|
73,8
|
10 – 10
|
188
|
419,12
|
103,2
|
123
|
372,6
|
82
|
Строим температурные кривые:
ΔТсринт
= n/Σ(1/ΔТср)
№
|
ΔТср
|
1/ΔТср
|
1
|
0,012
|
2
|
82
|
0,012
|
3
|
78
|
0,0128
|
4
|
79
|
0,0127
|
5
|
77
|
0,013
|
6
|
72
|
0,0139
|
7
|
73
|
0,0137
|
8
|
72
|
0,0139
|
9
|
69
|
0,0145
|
10
|
65
|
0,0154
|
Σ(1/ΔТср)
= 0,1339
ΔТср =
10/0,1339 = 54,7 К
б) Материальный баланс
теплообменника II:
VK (i4B
– i6В) + Vq3 = K(i4K – i4)
Из баланса расчитываем
истинное значение теплопритоков из окружающей среды:
0,56*1,15(280 – 173) + 1*q3 = 0,187*1,684(248,4 – 140)
q3 =
23,4 - 68,9 = -45,5 кДж/кг
Рассчитываем коэффициенты В и
D:
VК (i4B
– i6В) + Vq3 = K(i4K – i4)
VК ΔiB
+ Vq3 = К ΔiК
ΔiB
= К ΔiК/ VК - V q3/VК |
ΔiК/ ΔiК
ΔiB
= К ΔiК/ VК - Vq3* ΔiК/
ΔiК
В = К/VК = 0,128/0,56
= 0,029
D = V q3/VК
ΔiК = -1*45,5/0,56*(248,4 – 140) = -0,75
ΔiB
= В ΔiК - D ΔiК = С ΔiК =
(0,029 + 0,75) ΔiК = 0,779 ΔiК
Составляем
таблицу:
№
|
ТВ , К
|
iв, кДж/кг
|
ΔiВ
|
ТК, К
|
iК, кДж/кг
|
ΔiК
|
0 – 0
|
280
|
522,32
|
0
|
248,4
|
332
|
0
|
1 – 1
|
272
|
511,7
|
10,589
|
237,56
|
-
|
13,593
|
2 – 2
|
261
|
501,1
|
21,178
|
226,72
|
-
|
27,186
|
3 – 3
|
254
|
490,6
|
31,767
|
215,88
|
-
|
40,779
|
4 – 4
|
245
|
480
|
42,356
|
205,04
|
-
|
54,372
|
5 – 5
|
235
|
469,3
|
52,973
|
194,2
|
-
|
67,975
|
6 – 6
|
225
|
458.8
|
63,534
|
183,36
|
-
|
81,558
|
7 – 7
|
218
|
448,2
|
74,123
|
172,52
|
-
|
95,151
|
8 – 8
|
210
|
437,6
|
84,735
|
161,68
|
-
|
108,77
|
9 – 9
|
199
|
427
|
95,301
|
150,84
|
-
|
122,33
|
10 – 10
|
188
|
419,12
|
105,9
|
140
|
467,93
|
135,93
|
ΔТсринт
= n/Σ(1/ΔТср)
№
|
ΔТср
|
1/ΔТср
|
1
|
32
|
0,03125
|
2
|
34
|
0,0294
|
3
|
34
|
0,0294
|
4
|
40
|
0,025
|
5
|
41
|
0,0244
|
6
|
42
|
0,0238
|
7
|
45
|
0,0222
|
8
|
48
|
0,0208
|
9
|
48
|
0,0208
|
10
|
48
|
0,0208
|
Σ(1/ΔТср)
= 0,245
ΔТср =
10/0,245 = 40,3 К
в) Материальный баланс
теплообменника III:
(VA – Vда)(i6В – i5B) + Vq3
= A(i3 – i2A)
Из баланса расчитываем
истинное значение теплопритоков из окружающей среды:
(0,54 – 0,1)*2,204(188 - 138)
+ 1*q3 =
0,813*1,684(123 – 85)
q3 =
55,8 – 33,9 = 21,9 кДж/кг
Рассчитываем коэффициенты В и
D:
(VA – Vда)(i6В – i5B) + Vq3
= A(i3 – i2A)
(VА - Vда) ΔiB + Vq3 = А
ΔiА
ΔiB
= А ΔiА/ (VА - Vда) - V q3/VА | ΔiА/
ΔiА
ΔiB
= А ΔiА/ (VА - Vда) - Vq3* ΔiА/ ΔiА
В =А/(VА - Vда) = 0,813/0,44 =
1,982
D = V q3/(VА
- Vда)
ΔiА = 1*21,9/0,44*(372,6 – 333,5) = 0,057
ΔiB
= В ΔiА - D ΔiА = С ΔiА =
(1,982 – 0,057) ΔiА = 1,925 ΔiА
Составляем
таблицу:
№
|
ТВ , К
|
iв, кДж/кг
|
ΔiВ
|
ТА, К
|
iА, кДж/кг
|
ΔiА
|
0 – 0
|
188
|
394,5
|
0
|
123
|
372,6
|
0
|
1 – 1
|
175
|
387
|
7,527
|
119,2
|
-
|
3,91
|
2 – 2
|
168
|
379,4
|
15,1
|
115,4
|
-
|
7,82
|
3 – 3
|
162
|
371,92
|
22,58
|
111,6
|
-
|
11,73
|
4 – 4
|
158
|
364,4
|
30,1
|
107,8
|
-
|
15,64
|
5 – 5
|
155
|
356,9
|
37,6
|
104
|
-
|
19,55
|
6 – 6
|
152
|
349,3
|
45,2
|
100,2
|
-
|
23,46
|
7 – 7
|
149
|
341,8
|
52,7
|
96,4
|
-
|
27,37
|
8 – 8
|
145
|
334,3
|
60,2
|
92,6
|
-
|
31,28
|
9 – 9
|
141
|
326,8
|
67,741
|
88,8
|
-
|
35,19
|
10 – 10
|
138
|
319,22
|
75,28
|
85
|
333,5
|
39,1
|
ΔТсринт
= n/Σ(1/ΔТср)
№
|
ΔТср
|
1/ΔТср
|
1
|
56
|
0,0179
|
2
|
53
|
0,0189
|
3
|
50
|
0,02
|
4
|
50
|
0,02
|
5
|
51
|
0,0196
|
6
|
52
|
0,0192
|
7
|
53
|
0,0189
|
8
|
52
|
0,0192
|
9
|
52
|
0,0192
|
10
|
53
|
0,0189
|
Σ(1/ΔТср)
= 0,192
ΔТср =
10/0,245 = 52 К
г) Материальный баланс
теплообменника IV:
(VК – Vдк)(i6В – i5B) + Vq3
= К(i4 – i2К)
Из баланса расчитываем
истинное значение теплопритоков из окружающей среды:
(0,56 – 0,1)*2,204(188 - 138)
+ 1*q3 =
0,128*1,742(123 – 88)
q3 =
7,804 - 50,7 = - 42,9 кДж/кг
Рассчитываем коэффициенты В и
D:
(VК – Vдк)(i6В – i5B) + Vq3
= К(i4 – i2К)
(Vк - Vдк) ΔiB + Vq3 = К
Δiк
ΔiB
= К Δiк/ (VК - Vдк) - V q3/VК | ΔiК/
ΔiК
ΔiB
= К ΔiК/ (VК - Vдк) - Vq3* ΔiК/ ΔiК
В =К/(VК - Vдк) = 0,128/0,46 =
0,278
D = V q3/(VК
- Vдк)
Δiк = -1*42,9/0,46*(372,6 – 332) = - 1,297
ΔiB
= В ΔiК - D ΔiК = С Δiк =
(0,278 + 1,297) ΔiК = 1,488 ΔiК
Составляем
таблицу:
№
|
ТВ , К
|
iв, кДж/кг
|
ΔiВ
|
ТК, К
|
iК, кДж/кг
|
ΔiК
|
0 – 0
|
188
|
394,5
|
0
|
140
|
332
|
0
|
1 – 1
|
174
|
387,17
|
7,33
|
134,8
|
-
|
5,06
|
2 – 2
|
167
|
379,8
|
14,7
|
129,6
|
-
|
10,12
|
3 – 3
|
162
|
371,6
|
22,9
|
124,4
|
-
|
15,18
|
4 – 4
|
365,2
|
29,3
|
119,2
|
-
|
20,24
|
5 – 5
|
155
|
357,9
|
36,6
|
114
|
-
|
25,3
|
6 – 6
|
152
|
350,5
|
44
|
108,8
|
-
|
30,36
|
7 – 7
|
149
|
343,2
|
51,3
|
103,6
|
-
|
35,42
|
8 – 8
|
146
|
335,9
|
58,6
|
98,4
|
-
|
40,48
|
9 – 9
|
143
|
328,6
|
65,9
|
93,2
|
-
|
45,54
|
10 – 10
|
138
|
319,22
|
75,28
|
88
|
372,6
|
50,6
|
ΔТсринт
= n/Σ(1/ΔТср)
№
|
ΔТср
|
1/ΔТср
|
1
|
40
|
0,025
|
2
|
37
|
0,027
|
3
|
38
|
0,026
|
4
|
39
|
0,0256
|
5
|
41
|
0,0244
|
6
|
43
|
0,0233
|
7
|
45
|
0,0222
|
8
|
47
|
0,0213
|
9
|
50
|
0,02
|
10
|
50
|
0,02
|
Σ(1/ΔТср)
= 0,235
ΔТср =
10/0,245 = 42,6 К
д) Расчёт основного
теплообменника.
Для расчёта
теплообменника разбиваем его на 2 трёхпоточных. Для удобства расчёта исходные
данные сводим в таблицу.
Поток
|
Рср, ат.
|
Тср, К
|
Ср, кДж/кгК
|
Уд. Объём v,
м3/кг
|
μ, кг*с/м2
*107
|
λ, Вт/мК, *103
|
Прямой
(воздух)
|
45
|
226,5
|
1,187
|
0,005
|
18,8
|
23,6
|
Обратный
(О2 под дав)
|
100
|
190
|
2,4
|
0,00106
|
108
|
15
|
Обратный
(N2 низ дав)
|
1,3
|
155
|
1,047
|
0,286
|
9,75
|
35,04
|
Прямой поток.
1)Скорость потока принимаем
ω = 1 м/с
2) Секундный расход
Vсек = V*v/3600 = 1711*0,005/3600 = 2,43*10-3 м3/с
3) Выбираем тубку ф
12х1,5 мм
4) Число трубок
n = Vсек/0,785dвн ω = 0,00243/0,785*0,0092*1 = 39 шт
Эквивалентный диаметр
dэкв = 9 –
5 = 4 мм
5) Критерий Рейнольдса
Re = ω dвнρ/gμ
= 1*0,004*85,4/9,81*18,8*10-7 = 32413
6) Критерий Прандтля
Pr = 0,802 (см. [2])
7) Критерий Нуссельта:
Nu = 0,023 Re0,8
Pr0,33 = 0,015*324130,8*0,8020,33 = 63,5
8) Коэффициент
теплоотдачи:
αВ
= Nuλ/dвн = 63,5*23,6*10-3/0,007 = 214,1 Вт/м2К
Обратный поток (кислород под
давлением):
1)Скорость потока принимаем
ω = 1 м/с
2) Секундный расход
Vсек = V*v/3600 = 320*0,0011/3600 = 9,8*10-5 м3/с
3) Выбираем тубку ф
5х0,5 мм гладкую.
4) Критерий Рейнольдса
Re = ω dвнρ/gμ
= 1*0,007*330,1/9,81*106*10-7 = 21810
5) Критерий Прандтля
Pr = 1,521 (см. [2])
6) Критерий Нуссельта:
Nu = 0,023 Re0,8
Pr0,4 = 0,015*218100,8*1,5210,33 = 80,3
7) Коэффициент
теплоотдачи:
αВ
= Nuλ/dвн = 80,3*15*10-3/0,007 = 172 Вт/м2К
Обратный поток (азот низкого
давления)
1)Скорость потока принимаем
ω = 15 м/с
2) Секундный расход
Vсек = V*v/3600 = 1391*0,286/3600 = 0,11 м3/с
3) Живое сечение для прохода
обратного потока:
Fж = Vсек/ω = 0,11/15 = 0,0074 м2
4) Диаметр сердечника
принимаем Dc = 0,1 м
4) Критерий Рейнольдса
Re = ω dвнρ/gμ
= 15*0,004*2,188/9,81*9,75*10-7 = 34313
5) Критерий Нуссельта:
Nu = 0,0418 Re0,85
= 0,0418*343130,85=299,4
7) Коэффициент
теплоотдачи:
αВ
= Nuλ/dвн = 299,4*35,04*10-3/0,01 = 1049 Вт/м2К
Параметры всего аппарата:
1) Тепловая нагрузка азотной
секции
QA =
AΔiA/3600 = 1391*(454,6 –
381,33)/3600 = 28,3 кВт
2) Среднеинтегральная
разность температур ΔТср = 54,7 К
3) Коэффициент теплопередачи
КА = 1/[(1/αв)*(Dн/Dвн) +
(1/αА)] = 1/[(1/214,1)*(0,012/0,009)
+ (1/1049)] = 131,1 Вт/м2 К
4) Площадь теплопередающей
поверхности
FA = QA/KA ΔТср = 28300/131,1*54,7 = 3,95 м2
5) Средняя длина трубки с 20%
запасом
lА = 1,2FA /3,14DHn = 1,2*3,95/3,14*0,012*32 = 3,93 м
6) Тепловая нагрузка
кислородной секции
QК =
КΔiA/3600 = 0,183*(467,93 – 332)/3600 = 15,1 кВт
7) Коэффициент теплопередачи
КК = 1/[(1/αв)
+ (1/αК) *(Dн/Dвн)] = 1/[(1/214,1)
+ (1/172) *(0,01/0,007)]=77 Вт/м2
К
8) Площадь теплопередающей
поверхности
FК = QК/KК ΔТср = 15100/77*25 = 7,8 м2
9) Средняя длина трубки с 20% запасом
lК = 1,2FК /3,14DHn = 1,2*7,8/3,14*0,01*55 = 5,42 м
Принимаем l =
5,42 м.
10) Теоретическая высота
навивки.
Н = lt2/πDср =
17*0,0122/3,14*0,286 = 0,43 м.
Второй теплообменник.
Поток
|
Рср, ат.
|
Тср, К
|
Ср, кДж/кгК
|
Уд. Объём v,
м3/кг
|
μ, кг*с/м2
*107
|
λ, Вт/мК, *103
|
Прямой
(воздух)
|
45
|
155,5
|
2,328
|
0,007
|
142,62
|
23,73
|
Обратный
(О2 под дав)
|
100
|
132,5
|
1,831
|
0,00104
|
943,3
|
106,8
|
Обратный
(N2 низ дав)
|
1,3
|
112,5
|
1,061
|
0,32
|
75,25
|
10,9
|
Прямой поток.
1)Скорость потока принимаем
ω = 1 м/с
2) Секундный расход
Vсек = V*v/3600 = 1875*0,007/3600 = 2,6*10-3 м3/с
3) Выбираем тубку ф
10х1,5 мм гладкую.
4) Число трубок
n = Vсек/0,785dвн ω = 0,0026/0,785*0,0072*1 = 45 шт
Эквивалентный диаметр
dэкв = 9 –
5 = 4 мм
5) Критерий Рейнольдса
Re = ω dвнρ/gμ
= 1*0,004*169,4/9,81*142,62*10-7 = 83140
6) Критерий Прандтля
Pr =1,392 (см. [2])
7) Критерий Нуссельта:
Nu = 0,023 Re0,8
Pr0,33 = 0,015*831400,8*1,3920,33 = 145
8) Коэффициент
теплоотдачи:
αВ
= Nuλ/dвн = 145*10,9*10-3/0,007 = 225,8 Вт/м2К
Обратный поток (кислород под
давлением):
1)Скорость потока принимаем
ω = 1 м/с
2) Секундный расход
Vсек = V*v/3600 = 800*0,00104/3600 = 1,2*10-4 м3/с
3) Выбираем тубку ф
10х1,5 мм с оребрением из проволоки ф 1,6 мм и шагом оребрения tп = 5,5мм
4) Критерий Рейнольдса
Re = ω dвнρ/gμ
= 1*0,007*1067,2/9,81*75,25*10-7 = 101200
5) Критерий Прандтля
Pr = 1,87 (см. [2])
6) Критерий Нуссельта:
Nu = 0,023 Re0,8
Pr0,4 = 0,015*1012000,8*1,870,33 = 297,2
7) Коэффициент
теплоотдачи:
αВ
= Nuλ/dвн = 297,2*10,9*10-3/0,007 = 462,8 Вт/м2К
Обратный поток (азот низкого
давления)
1)Скорость потока принимаем
ω = 15 м/с
2) Секундный расход
Vсек = V*v/3600 = 2725*0,32/3600 = 0,242 м3/с
3) Живое сечение для прохода
обратного потока:
Fж = Vсек/ω = 0,242/15 = 0,016 м2
4) Диаметр сердечника
принимаем Dc = 0,1 м
4) Критерий Рейнольдса
Re = ω dвнρ/gμ
= 15*0,01*3,04/9,81*75,25*10-7 = 60598
5) Критерий Нуссельта:
Nu = 0,0418 Re0,85
= 0,0418*605980,85=485,6
7) Коэффициент
теплоотдачи:
αВ
= Nuλ/dвн = 485,6*10,9*10-3/0,01 = 529,3 Вт/м2К
Параметры всего аппарата:
1) Тепловая нагрузка азотной
секции
QA =
AΔiA/3600 = 2725(391,85 –
333,5)/3600 = 57 кВт
2) Среднеинтегральная
разность температур ΔТср = 52 К
3) Коэффициент теплопередачи
КА = 1/[(1/αв)*(Dн/Dвн) +
(1/αА)] = 1/[(1/225,8)*(0,01/0,007)
+ (1/529,3)] = 121,7 Вт/м2 К
4) Площадь теплопередающей
поверхности
FA = QA/KA ΔТср = 57000/121,7*52 = 9 м2
5) Средняя длина трубки с 20%
запасом
lА = 1,2FA /3,14DHn = 1,2*9/3,14*0,01*45 = 7,717 м
6) Тепловая нагрузка кислородной
секции
QК =
КΔiК/3600 = 0,128*(352,8 - 332)/3600 = 4,6 кВт
7) Коэффициент теплопередачи
КК = 1/[(1/αв)
+ (1/αК) *(Dн/Dвн)] = 1/[(1/225,8)
+ (1/529,3) *(0,01/0,007)] = 140,3 Вт/м2
К
8) Площадь теплопередающей
поверхности
FК = QК/KК ΔТср = 4600/140*42,6 = 0,77 м2
9) Средняя длина трубки с 20% запасом
lК = 1,2FК /3,14DHn = 1,2*0,77/3,14*0,01*45 = 0,654 м
Принимаем l =
7,717 м.
10) Теоретическая высота
навивки.
Н = lt2/πDср =
7,717*0,0122/3,14*0,286 = 0,33 м.
Окончательный вариант расчёта
принимаем на ЭВМ.
6. Расчёт блока очистки.
1)
Исходные данные:
Количество очищаемого воздуха
…………………… V = 2207,5 кг/ч = 1711 м3/ч
Давление потока
…………………………………………… Р = 4,5 МПа
Температура очищаемого
воздуха………………………… Т = 275 К
Расчётное содержание углекислого
газа по объёму …………………...С = 0,03%
Адсорбент
……………………………………………………NaX
Диаметр зёрен
………………………………………………. dз = 4 мм
Насыпной вес цеолита
………………………………………γц = 700 кг/м3
Динамическая ёмкость цеолита
по парам СО2 ……………ад = 0,013 м3/кг
Принимаем в качестве
адсорберов стандартный баллон диаметром Da =
460 мм и высоту слоя засыпки адсорбента
L = 1300 мм.
2) Скорость очищаемого
воздуха в адсорбере:
ω = 4Va/nπDa2
n – количество одновременно работающих адсорберов;
Vа – расход
очищаемого воздуха при условиях адсорбции, т. е. при Р = 4,5 МПа и Тв
= 275 К:
Va = VTB P/T*PB = 1711*275*1/273*45 = 69,9 кг/ч
ω = 4*69,9/3*3,14*0,462 = 140,3 кг/ч*м2
Определяем вес цеолита,
находящегося в адсорбере:
Gц = nVад γц = L*γ*n*π*Da2/4 =
1*3,14*0,462*1,3*700/4 = 453,4 кг
Определяем количество СО2
, которое способен поглотить цеолит:
VCO2 = Gц*aд =
453,4*0,013 = 5,894 м3
Определяем количество СО2,
поступающее каждый час в адсорбер:
VCO2’
= V*Co = 3125*0,0003 = 0,937 м3/ч
Время защитного действия
адсорбента:
τпр = VCO2/ VCO2’ = 5,894/0,937 = 6,29 ч
Увеличим число адсорберов до n =
4. Тогда:
ω = 4*69,9/4*3,14*0,462 = 105,2 кг/ч*м2
Gц =
4*3,14*0,462*1,3*700/4 = 604,6 кг
VCO2 = Gc *aд =
604,6*0,013 = 7,86 м3
τпр =
7,86/0,937 = 8,388 ч.
Выбираем расчётное время
защитного действия τпр = 6 ч. с учётом запаса времени.
2) Ориентировочное количество
азота для регенерации блока адсорберов:
Vрег = 1,2*GH2O /x’ τрег
GH2O – количество влаги,
поглощённой адсорбентом к моменту регенерации
GH2O = GцаН2О = 604,2*0,2 = 120,84 кг
τрег –
время регенерации, принимаем
τрег = 0,5 τпр = 3 ч.
х’ –
влагосодержание азота при Тср.вых и Р = 105 Па:
Тср.вых = (Твых.1
+ Твых.2)/2 = (275 + 623)/2 = 449 К
х = 240 г/м3
Vрег =
1,2*120,84/0,24*3 = 201,4 м3/ч
Проверяем количество
регенерирующего газа по тепловому балансу:
Vрег
*ρN2*CpN2*(Твх
+ Твых. ср)* τрег =
ΣQ
ΣQ = Q1 + Q2 + Q3 + Q4 + Q5
Q1 –
количество тепла, затраченное на нагрев металла;
Q2 –
количество тепла, затраченное на нагрев адсорбента,
Q3 –
количество тепла, необходимое для десорбции влаги, поглощённой адсорбентом;
Q4 –
количество тепла, необходимое для нагрева изоляции;
Q5 – потери
тепла в окружающую среду.
Q1 = GмСм(Тср’ – Tнач’ )
Gм – вес
двух баллонов с коммуникациями;
См – теплоёмкость
металла, См = 0,503 кДж/кгК
Tнач’ – температура металла в начале регенерации, Tнач’ = 280 К
Тср’ –
средняя температура металла в конце процесса регенерации,
Тср’ =
(Твх’ + Твых’ )/2 = (673 + 623)/2 =
648 К
Твх’ –
температура азота на входе в блок очистки, Твх’ = 673 К;
Твых’ –
температура азота на выходе из блока очистки, Твх’ = 623
К;
Для определения веса блока
очистки определяем массу одного баллона, который имеет следующие геометрические
размеры:
наружний диаметр
……………………………………………….Dн = 510
мм,
внутренний диаметр
……………………………………………..Dвн = 460
мм,
высота общая ……………………………………………………..Н
= 1500 мм,
высота цилиндрической части
…………………………………..Нц = 1245 мм.
Тогда вес цилиндрической
части баллона
GM’ = (Dн2 – Dвн2)Нц*γм*π/4
= (0,512 – 0,462)*1,245*7,85*103*3,14/4 =
372,1 кг,
где γм –
удельный вес металла, γм = 7,85*103 кг/м3.
Вес полусферического днища
Вес баллона:
GM’ + GM’’ = 382 +
7,2 = 389,2 кг
Вес крышки с коммуникациями
принимаем 20% от веса баллона:
GM’’’ =
389,2*0,2 = 77,84 кг
Вес четырёх баллонов с
коммуникацией:
GM = 4(GM’ + GM’’ + GM’’’ ) =
4*(382 + 7,2 + 77,84) = 1868 кг.
Тогда:
Q1 =
1868*0,503*(648 – 275) = 3,51*105 кДж
Количество тепла,
затрачиваемое на нагревание адсорбента:
Q2 = GцСц(Тср’ – Tнач’ ) = 604,6*0,21*(648 – 275) = 47358 кДж
Количество тепла,
затрачиваемое на десорбцию влаги:
Q3 = GH2OCp(Ткип – Тнач’ ) + GH2O*ε =
120,84*1*(373 – 275) + 120,84*2258,2 = 2,8*105 кДж
ε – теплота десорбции,
равная теплоте парообразования воды; Ср – теплоёмкость воды.
Количество тепла,
затрачиваемое на нагрез изоляции:
Q4 = 0,2Vиз γизСиз(Тиз – Тнач)
= 0,2*8,919*100*1,886*(523 – 275) = 8,3*104 кДж
Vиз = Vб – 4Vбалл =
1,92*2,1*2,22 – 4*0,20785*0,512*0,15 = 8,919 м3 – объём
изоляции.
γиз –
объёмный вес шлаковой ваты, γиз = 100 кг/м3
Сиз – средняя
теплоёмкость шлаковой ваты, Сиз = 1,886 кДж/кгК
Потери тепла в окружающую
среду составляют 20% от ΣQ = Q1 + Q2 + Q4 :
Q5 =
0,2*(3,51*105 + 47358 + 8,3*104 ) = 9.63*104
кДж
Определяем количество
регенерирующего газа:
Vрег = (Q1 + Q2 + Q3 + Q4 + Q5)/ ρN2*CpN2*(Твх
+ Твых. ср)* τрег =
=(3,51*105 + 47358
+ 2,8*105 + 8,3*104 + 9,63*104)/(1,251*1,048*(673
– 463)*3) = 1038 нм3/ч
Проверяем скорость
регенерирующего газа, отнесённую к 293 К:
ωрег = 4 Vрег*293/600*π*Da2 *n*Tнач =
4*1038*293/600*3,14*0,462*2*275 = 5,546 м/с
n – количество одновременно регенерируемых адсорберов, n = 2
Определяем гидравлическое
сопротивление слоя адсорбента при регенерации.
ΔР = 2fρLω2/9,8dэх2
где ΔР – потери
давления, Па;
f – коэффициент сопротивления;
ρ – плотность газа, кг/м3;
L – длина слоя сорбента, м;
dэ –
эквивалентный диаметр каналов между зёрнами, м;
ω – скорость газа по
всему сечению адсорбера в рабочих условиях, м/с;
א – пористость слоя адсорбента, א = 0,35 м2/м3.
Скорость регенерирующего газа
при рабочих условиях:
ω = 4*Vрег*Твых.ср./3600*π*Da2*n*Тнач
= 4*1038*463/3600*3,14*0,462*2*275 = 1,5 м/с
Эквивалентный диаметр каналов
между зёрнами:
dэ =
4*א*dз/6*(1 –
א) = 4*0,35*4/6*(1 – 0,35) = 1,44 мм.
Для определения коэффициента
сопротивления находим численное значение критерия Рейнольдса:
Re = ω*dэ*γ/א*μ*g =
1,5*0,00144*0,79*107/0,35*25*9,81 = 198,8
где μ – динамическая
вязкость, μ = 25*10-7 Па*с;
γ – удельный вес азота
при условиях регенерации,
γ = γ0
*Р*Т0/Р0*Твых.ср = 1,251*1,1*273/1,033*463 =
0,79 кг/м3
По графику в работе [6] по
значению критерия Рейнольдса определяем коэффициент сопротивления f =
2,2
Тогда:
ΔР = 2*2,2*0,79*1,3*1,52/9,81*0,00144*0,352
= 587,5 Па
Определяем мощность
электроподогревателя:
N = 1,3* Vрег*ρ*Ср*(Твх
– Тнач)/860 = 1,3*1038*1,251*0,25(673 – 293)/860 = 70,3 кВт
где Ср = 0,25
ккал/кг*К
7. Определение общих
энергетических затрат установки
l = [Vρв RToc ln(Pk/Pn)]/ηиз Кж*3600
= 1711*0,287*296,6*ln(4,5/0,1)/0,6*320*3600 = 0,802 кВт
где V – полное
количество перерабатываемого воздуха, V = 2207,5 кг/ч = 1711 м3/ч
ρв –
плотность воздуха при нормальных условиях, ρв = 1,29 кг/м3
R – газовая постоянная для воздуха, R = 0,287 кДж/кгК
ηиз –
изотермический КПД, ηиз = 0,6
Кж – количество
получаемого кислорода, К = 320 м3/ч
Тос – температура
окружающей среды, принимается равной средне – годовой температуре в городе
Владивостоке, Тос = 23,60С = 296,6 К
8. Расчёт процесса
ректификации.
Расчёт процесса ректификации
производим на ЭВМ (см. распечатки 4 и 5).
Вначале проводим расчёт
нижней колонны. Исходные данные вводим в виде массива. Седьмая
строка массива несёт в себе
информацию о входящем в колонну потоке воздуха: принимаем, что в нижнюю часть
нижней колонны мы вводим жидкий воздух.
1 – фазовое состояние потока,
жидкость;
0,81 – эффективность цикла.
Поскольку в установке для ожижения используется цикл Гейландта (х = 0,19), то
эффективность установки равна 1 – х = 0,81.
0,7812 – содержание азота в
воздухе;
0,0093 – содержание аргона в
воздухе;
0,2095 – содержание кислорода
в воздухе.
Нагрузку конденсатора подбираем
таким образом, чтобы нагрузка испарителя стремилась к нулю.
8. Расчёт конденсатора –
испарителя.
Расчёт конденсатора –
испарителя также проводим на ЭВМ с помощью программы, разработанной Е. И.
Борзенко.
В результате расчёта получены
следующие данные (смотри распечатку 6):
Коэффициент телоотдачи в
испарителе……….……….ALFA1 = 1130,7 кДж/кгК
Коэффициент телоотдачи в
конденсаторе…………… ALFA2 = 2135,2 кДж/кгК
Площадь теплопередающей
поверхности………………..………F1 = 63,5 м3
Давление в верхней колонне
………………………………………Р1 = 0,17 МПа.
10. Подбор оборудования.
1. Выбор компрессора.
Выбираем 2 компрессора
605ВП16/70.
Производительность одного
компрессора ………………………………..16±5% м3/мин
Давление
всасывания……………………………………………………….0,1 МПа
Давление
нагнетания………………………………………………………..7 МПа
Потребляемая
мощность…………………………………………………….192 кВт
Установленная мощность
электродвигателя………………………………200 кВт
2. Выбор детандера.
Выбираем ДТ – 0,3/4 .
Характеристики детандера:
Производительность……………………………………………………
V = 340 м3/ч
Давление на входе
………………………………………………………Рвх = 4 МПа
Давление на выходе
…………………………………………………….Рвых = 0.6 МПа
Температура на входе
…………………………………………………..Твх = 188 К
Адиабатный КПД
……………………………………………………….ηад = 0,7
3. Выбор блока очистки.
Выбираем стандартный
цеолитовый блок осушки и очистки воздуха ЦБ – 2400/64.
Характеристика аппарата:
Объёмный расход воздуха
……………………………….V=2400 м3/ч
Рабочее давление:
максимальное
……………………………………………Рмакс = 6,4 МПа
минимальное………………………………………..……Рмин
= 3,5 МПа
Размеры
сосудов…………………………………………750х4200 мм.
Количество
сосудов……………………………………..2 шт.
Масса цеолита
…………………………………………..М = 2060 кг
Список используемой
литературы:
1.
Акулов Л.А., Холодковский С.В.
Методические указания к курсовому проектированию криогенных установок по курсам
«Криогенные установки и системы» и «Установки сжижения и разделения газовых
смесей» для студентов специальности 1603. – СПб.; СПбТИХП, 1994. – 32 с.
2.
Акулов Л.А., Борзенко Е.И.,
Новотельнов В.Н., Зайцев А.В.Теплофизические свойства криопродуктов. Учебное
пособие для ВУЗов. – СПб.: Политехника, 2001. – 243 с.
3.
Архаров А.М. и др. Криогенные
системы: Основы теории и расчёта: Учебное пособие для ВУЗов, том 1., - М.:
Машиностроение, 1998. – 464 с.
4.
Архаров А.М. и др. Криогенные
системы: Основы теории и расчёта: Учебное пособие для ВУЗов, том 2., - М.:
Машиностроение, 1999. – 720 с.
5.
Акулов Л.А., Холодковский С.В.
Криогенные установки (атлас технологических схем криогенных установок): Учебное
пособие. – СПб.: СПбГАХПТ, 1995. – 65 с.
6. Кислород. Справочник в
двух частях. Под ред. Д. Л. Глизманенко. М., «Металлургия», 1967.