Загрузка...
Учебная работа. Реферат: Расчёт и проектирование установки для получения жидкого кислорода
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
+ Vдет
hад
ηад
М = 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……………………Рвых
к
= 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
к
ΔТ4К – 5К
+ АСр
А
ΔТ3А – 4А
= VCp
v
ΔT2В – 3В
б) Балансы переохладителя:
находим из номограммы 
для смеси азот – кислород.
в) Баланс переохладителя кислорода.
КCp
K
ΔT1К – 2К
= RCp
R
ΔT2R – 3R
Принимаем ΔT1К – 2К
= 10 К
ΔT2R – 3R
= 0,128*1,686*10/6,621*1,448 = 2,4
Т3R
= Т2
R
+ 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
+ KMk
Δi2K – 3K
+ VMΔi4B – 3B
– VMΔi1B – 2B
]/Mhад
ηад
= [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 VCpV
ΔT4B – 6B
= KCpK
ΔT3K’ – 4K
+ ACpA
ΔT2A’ – 3A
II (V – Vд
)CpV
ΔT6B-5B
= KCpK
ΔT3K – 3K’
+ ACpA
ΔT2A’ – 2A
Добавим к ним баланс теплообменника – ожижителя. Получим систему из 3 уравнений.
III КСр
к
ΔТ4К – 5К
+ АСр
А
ΔТ3А – 4А
= VCp
v
ΔT2В – 3В
Вычтем уравнение II из уравнения I:
VCpV
ΔT4B – 6B
— (V – Vд
)CpV
ΔT6B-5B
= KCpK
ΔT3K’ – 4K
— KCpK
ΔT3K – 3K’
+ ACpA
ΔT2A’ – 3A
— ACpA
ΔT2A’ – 2A
Получаем систему из двух уравнений:
I VCpV
(T4B
— 2T6B
+ T5B
) + Vд
CpV
(T6B
– T5B
) = KCpK
(T4K
– T3K
) + ACpA
ΔT3A – 2A
II КСр
к
ΔТ4К – 5К
+ АСр
А
ΔТ3А – 4А
= VCp
v
ΔT2В – 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
+ KMk
Δi2K – 3K
+ VMΔi4B – 3B
– VMΔi1B – 2B
]/Mhад
ηад
= [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:
ΔТср
инт
= n/Σ(1/ΔТср
)
№
ΔТср
1/ΔТср
1
82
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
ΔТср
инт
= 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
ΔТср
инт
= 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
158
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
ΔТср
инт
= 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. объем 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 dвн
ρ/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/м2
К
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 dвн
ρ/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/м2
К
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 dвн
ρ/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/м2
К
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
/3,14DH
n = 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
/3,14DH
n = 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. объем 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 dвн
ρ/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/м2
К
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 dвн
ρ/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/м2
К
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 dвн
ρ/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/м2
К
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
/3,14DH
n = 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
/3,14DH
n = 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 объему ……………………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
/nπDa
2
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*Da
2
/4 = 1*3,14*0,462
*1,3*700/4 = 453,4 кг
Определяем количество СО2
, которое способен поглотить цеолит:
VCO
2
= 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
= VCO
2
/ VCO
2
’
= 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
VCO
2
= 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*GH
2
O
/x’
τрег
GH
2
O
– количество влаги, поглощённой адсорбентом к моменту регенерации
GH
2
O
= Gц
аН2О
= 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
*ρN
2
*CpN
2
*(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
= Gм
См
(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
’
= (Dн
2
– Dвн
2
)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
GM
’’
= [(Dн
3
/2) – (Dвн
3
/2)]* γм
*4π/6 = [(0,513
/2) – (0,463
/2)]*7,85*103
*4*3,14/6 = 7,2 кг
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 четырех 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
= Gц
Сц
(Тср
’ – Tнач
’ ) = 604,6*0,21*(648 – 275) = 47358 кДж
количество тепла, затрачиваемое на десорбцию влаги:
Q3
= GH
2
O
Cp
(Ткип
– Тнач
’ ) + GH
2
O
*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
γиз
Сиз
(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
– объем 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
)/ ρN
2
*CpN
2
*(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*Da
2
*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
/9,8dэ
х2
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*Da
2
*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
= 23,60
С = 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.
Распечатка 1. Расчёт основного теплообменника.
Распечатка 2. Расчёт теплообменника – ожижителя.
Распечатка 3. Расчёт переохладителя.
Распечатка 4. Расчёт процесса ректификации в нижней колонне.
Распечатка 5. Расчёт процесса ректификации в верхней колонне.
Распечатка 6. Расчёт конденсатора – испарителя.
Распечатка 7. Расчёт переохладителя кислорода.