рефераты, курсовые

Опубликовать

Продать работу

Установки ожижения и разделения газовых смесей

Категория: Производство
Тип: Курсовая
Размер: 262.5кб.
скачать
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
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(T–85)
II 1*1,012*(310 – 275) = 0,128*1,093(295 - T4K) + 0,872*1,041(295 – T)
T4K = 248,4 К
T = 197,7 К
Для удобства расчёта полученные данные по давлениям, температурам и энтальпиям в узловых точках сведём в таблицу:





5


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









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
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 – i)
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:
Т= 138 К
Р = 4,5 МПа
i = 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 – i) + 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 – i) + 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 – i) + 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
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 – i) + 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 – i) + 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)(i – 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)(i – 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)(i – i5B) + Vq3 = К(i4 – i)
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)(i – i5B) + Vq3 = К(i4 – i)
(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
 
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
2 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
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
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
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
2 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
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
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
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
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
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
τрегвремя 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
Проверяем количество регенерирующего газа по тепловому балансу:
VрегN2*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 = GмСмср – 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 – Dвн2цм*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’’ = [(Dн3/2) – (Dвн3/2)]* 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 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 = GцСцср’ – Tнач’ ) = 604,6*0,21*(648 – 275) = 47358 кДж
Количество тепла, затрачиваемое на десорбцию влаги:
Q3 = GH2OCpкип – 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 γизСизиз – 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
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 м23.
Скорость регенерирующего газа при рабочих условиях:
ω = 4*Vрегвых.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*Т00вых.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
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
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:



Похожие работы:
Методы разделения азеотропных смесей
Расчет ректификационной установки для разделения бинарной смеси ацетон бензол
Расчет ректификационной установки для разделения бинарной смеси ацетон-бензол
Производство асфальтобетонных смесей
Виды бетонных смесей
Закономерности поведения биазеотропных смесей
Смена и дезинфекция почвенных смесей
Теория Брэгга Вильямса для неидеальных смесей
Проектирование технологии предварительного разогрева бетонных смесей

Рейтинг@Mail.ru
© Права на базу данных защищены
При копировании материала укажите ссылку