База знаний студента. Реферат, курсовая, контрольная, диплом на заказ

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

МVΔi_{1B – 2B} + V_детh_адη_адМ = МVq₃ + М_к KΔi_{2K – 3K} + VΔi_{3В – 4В} М

М – молярная масса воздуха.

М_к – 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……………………Р_вых^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 …………………………ΔТ_{1К – 2К} = 10 К

На начальной стадии расчёта принимаем:

Составляем балансы теплообменных аппаратов:

а) Баланс теплообменника – ожижителя.

КС_р ^кΔТ_{4К – 5К} + АС_р^АΔТ_{3А – 4А} = VC_p^vΔT_{2В – 3В}

б) Балансы переохладителя:

находим из номограммы для смеси азот – кислород.

в) Баланс переохладителя кислорода.

КC_p^K ΔT_{1К – 2К} = RC_p^R ΔT_{2R – 3R}

Принимаем ΔT_{1К – 2К} = 10 К

ΔT_{2R – 3R} = 0,128*1,686*10/6,621*1,448 = 2,4

Т_3R = Т_2R + ΔT_{2R – 3R} = 74 + 2,4 = 76,4 К

i_3R = 998,2

г) Баланс основного теплообменнка.

Для определения параметров в точках 3А и 4К разобьём основной теплообменник на 2 трёхпоточных теплообменника:

Истинное значение V_дет вычислим из баланса установки:

V_дет = [VMq₃ + KM_kΔi_{2K – 3K} + VMΔi_{4B – 3B} – VMΔi_{1B – 2B}]/Mh_адη_ад = [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

V_дет = 0,2V = 0,2*1711 = 342 м³/ч

Составляем балансы этих теплообменников:

I VC_pVΔT_{4B – 6B} = KC_pKΔT_{3K’ – 4K} + AC_pAΔT_{2A’ – 3A}

II (V – V_д )C_pVΔT_6B-5B = KC_pKΔT_{3K – 3K’} + AC_pAΔT_{2A’ – 2A}

Добавим к ним баланс теплообменника – ожижителя. Получим систему из 3 уравнений.

III КС_р ^кΔТ_{4К – 5К} + АС_р^АΔТ_{3А – 4А} = VC_p^vΔT_{2В – 3В}

Вычтем уравнение II из уравнения I:

VC_pVΔT_{4B – 6B} - (V – V_д )C_pVΔT_6B-5B = KC_pKΔT_{3K’ – 4K} - KC_pKΔT_{3K – 3K’} + AC_pAΔT_{2A’ – 3A} - AC_pAΔT_{2A’ – 2A}

Получаем систему из двух уравнений:

I VC_pV (T_4B - 2T_6B + T_5B ) + V_дC_pV(T_6B – T_5B) = KC_pK(T_4K – T_3K) + AC_pAΔT_{3A – 2A}

II КС_р ^кΔТ_{4К – 5К} + АС_р^АΔТ_{3А – 4А} = VC_p^vΔT_{2В – 3В}

I 1*1,012(280 – 2*173 + 138) + 0,387*1,093(173 – 138) = 0,128*1,831(T_4K – 88) +0,872*1,048(T_3А–85)

II 1*1,012*(310 – 275) = 0,128*1,093(295 - T_4K) + 0,872*1,041(295 – T_3А)

T_4K = 248,4 К

T_3А = 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 V_дет вычислим из баланса установки:

V_дет = [VMq₃ + KM_kΔi_{2K – 3K} + VMΔi_{4B – 3B} – VMΔi_{1B – 2B}]/Mh_адη_ад = [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

V_дет = 0,2V = 0,2* = 342,2 м³/ч

Составляем балансы каждого из четырёх теплообменников:

I V_A (i_4B – i₁) + Vq₃ = A(i_3A – i₃)

II V_K (i_4B – i₂) + Vq₃ = K(i_4K – i₄)

III (V_A – V_да)(i₁ – i_5B) + Vq₃ = A(i₃ – i_2A)

IV (V_К – V_дк)(i₂ – i_5B) + Vq₃ = К(i₄ – i_2К)

Здесь V_A + V_К = V , V_да + V_дк = V_д

Параметры в точках i₁ и i₂ будут теми же, что в точке 6В

Температуру в точке 5В задаём:

Т_5В = 138 К

Р_5В = 4,5 МПа

i_5В = 319,22 кДж/кг = 9257,38 кДж/кмоль

Принимаем V_A = А = 0,813, V_К = К = 0,187, V_дк = V_да = 0,1, q₃ = 1 кДж/кг для всех аппаратов.

Тогда из уравнения I

V_A (i_4B – i_6В) + Vq₃ = A(i_3A – 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 V_А 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:

V_K (i_4B – i_6В) + Vq₃ = K(i_4K – 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:

V_A (i_4B – i₁) + Vq₃ = A(i_3A – 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:

V_A (i_4B – i_6В) + Vq₃ = A(i_3A – i₃)

V_A Δi_B + Vq₃ = A Δi_A

Δi_B = A Δi_A/ V_A - V q₃/V_A | Δi_A/ Δi_A

Δi_B = A Δi_A/ V_A - Vq₃* Δi_A/ Δi_A

В = A/V_A = 0,872/0,54 = 1,645

D = V q₃/V_A Δi_A = 1*55,5/0,54*(197,7 – 123) = 0,376

Δi_B = В Δi_A - D Δi_A = С Δi_A = (1,635 – 0,376) Δi_A = 1,259 Δi_A

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

С
троим температурные кривые:

ΔТ_ср^инт = n/Σ(1/ΔТ_ср)

№	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/ΔТ_ср) = 0,1339

ΔТ_ср = 10/0,1339 = 54,7 К

б) Материальный баланс теплообменника II:

V_K (i_4B – i_6В) + Vq₃ = K(i_4K – 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:

V_К (i_4B – i_6В) + Vq₃ = K(i_4K – i₄)

V_К Δi_B + Vq₃ = К Δi_К

Δi_B = К Δi_К/ V_К - V q₃/V_К | Δi_К/ Δi_К

Δi_B = К Δi_К/ V_К - Vq₃* Δi_К/ Δi_К

В = К/V_К = 0,128/0,56 = 0,029

D = V q₃/V_К Δi_К = -1*45,5/0,56*(248,4 – 140) = -0,75

Δi_B = В Δi_К - D Δi_К = С Δi_К = (0,029 + 0,75) Δi_К = 0,779 Δi_К

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

ΔТ_ср^инт = n/Σ(1/ΔТ_ср)

№	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/ΔТ_ср) = 0,245

ΔТ_ср = 10/0,245 = 40,3 К

в) Материальный баланс теплообменника III:

(V_A – V_да)(i_6В – i_5B) + Vq₃ = A(i₃ – i_2A)

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:

(V_A – V_да)(i_6В – i_5B) + Vq₃ = A(i₃ – i_2A)

(V_А - V_да) Δi_B + Vq₃ = А ΔiА

Δi_B = А Δi_А/ (V_А - V_да) - V q₃/V_А | Δi_А/ Δi_А

Δi_B = А Δi_А/ (V_А - V_да) - Vq₃* Δi_А/ Δi_А

В =А/(V_А - V_да) = 0,813/0,44 = 1,982

D = V q₃/(V_А - V_да) Δi_А = 1*21,9/0,44*(372,6 – 333,5) = 0,057

Δi_B = В Δi_А - D Δi_А = С Δi_А = (1,982 – 0,057) Δi_А = 1,925 Δi_А

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

ΔТ_ср^инт = n/Σ(1/ΔТ_ср)

№	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/ΔТ_ср) = 0,192

ΔТ_ср = 10/0,245 = 52 К

г) Материальный баланс теплообменника IV:

(V_К – V_дк)(i_6В – i_5B) + Vq₃ = К(i₄ – i_2К)

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:

(V_К – V_дк)(i_6В – i_5B) + Vq₃ = К(i₄ – i_2К)

(V_к - V_дк) Δi_B + Vq₃ = К Δi_к

Δi_B = К Δi_к/ (V_К - V_дк) - V q₃/V_К | Δi_К/ Δi_К

Δi_B = К Δi_К/ (V_К - V_дк) - Vq₃* Δi_К/ Δi_К

В =К/(V_К - V_дк) = 0,128/0,46 = 0,278

D = V q₃/(V_К - V_дк) Δi_к = -1*42,9/0,46*(372,6 – 332) = - 1,297

Δi_B = В Δi_К - D Δi_К = С Δi_к = (0,278 + 1,297) Δi_К = 1,488 Δi_К

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

ΔТ_ср^инт = n/Σ(1/ΔТ_ср)

№	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/ΔТ_ср) = 0,235

ΔТ_ср = 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

V_сек = V*v/3600 = 1711*0,005/3600 = 2,43*10^-3 м³/с

3) Выбираем тубку ф 12х1,5 мм

4) Число трубок

n = V_сек/0,785d_вн ω = 0,00243/0,785*0,009²*1 = 39 шт

Эквивалентный диаметр

d_экв = 9 – 5 = 4 мм

5) Критерий Рейнольдса

Re = ω d_внρ/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 Re^0,8 Pr^0,33 = 0,015*32413^0,8*0,802^0,33 = 63,5

8) Коэффициент теплоотдачи:

α_В = Nuλ/d_вн = 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

V_сек = 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 d_внρ/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 Re^0,8 Pr^0,4 = 0,015*21810^0,8*1,521^0,33 = 80,3

7) Коэффициент теплоотдачи:

α_В = Nuλ/d_вн = 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

V_сек = V*v/3600 = 1391*0,286/3600 = 0,11 м³/с

3) Живое сечение для прохода обратного потока:

Fж = V_сек/ω = 0,11/15 = 0,0074 м²

4) Диаметр сердечника принимаем Dc = 0,1 м

4) Критерий Рейнольдса

Re = ω d_внρ/gμ = 15*0,004*2,188/9,81*9,75*10^-7 = 34313

5) Критерий Нуссельта:

Nu = 0,0418 Re^0,85 = 0,0418*34313^0,85=299,4

7) Коэффициент теплоотдачи:

α_В = Nuλ/d_вн = 299,4*35,04*10^-3/0,01 = 1049 Вт/м²К

Параметры всего аппарата:

1) Тепловая нагрузка азотной секции

Q_A = AΔi_A/3600 = 1391*(454,6 – 381,33)/3600 = 28,3 кВт

2) Среднеинтегральная разность температур ΔТ_ср = 54,7 К

3) Коэффициент теплопередачи

К_А = 1/[(1/α_в)*(D_н/D_вн) + (1/α_А)] = 1/[(1/214,1)*(0,012/0,009) + (1/1049)] = 131,1 Вт/м² К

4) Площадь теплопередающей поверхности

F_A = Q_A/K_A ΔТ_ср = 28300/131,1*54,7 = 3,95 м²

5) Средняя длина трубки с 20% запасом

l_А = 1,2F_A /3,14D_Hn = 1,2*3,95/3,14*0,012*32 = 3,93 м

6) Тепловая нагрузка кислородной секции

Q_К = КΔi_A/3600 = 0,183*(467,93 – 332)/3600 = 15,1 кВт

7) Коэффициент теплопередачи

К_К = 1/[(1/α_в) + (1/α_К) *(D_н/D_вн)] = 1/[(1/214,1) + (1/172) *(0,01/0,007)]=77 Вт/м² К

8) Площадь теплопередающей поверхности

F_К = Q_К/K_К ΔТ_ср = 15100/77*25 = 7,8 м²

9) Средняя длина трубки с 20% запасом

l_К = 1,2F_К /3,14D_Hn = 1,2*7,8/3,14*0,01*55 = 5,42 м

Принимаем l = 5,42 м.

10) Теоретическая высота навивки.

Н = lt₂/πD_ср = 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

V_сек = 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 = V_сек/0,785d_вн ω = 0,0026/0,785*0,007²*1 = 45 шт

Эквивалентный диаметр

d_экв = 9 – 5 = 4 мм

5) Критерий Рейнольдса

Re = ω d_внρ/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 Re^0,8 Pr^0,33 = 0,015*83140^0,8*1,392^0,33 = 145

8) Коэффициент теплоотдачи:

α_В = Nuλ/d_вн = 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

V_сек = 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 t_п = 5,5мм

4) Критерий Рейнольдса

Re = ω d_внρ/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 Re^0,8 Pr^0,4 = 0,015*101200^0,8*1,87^0,33 = 297,2

7) Коэффициент теплоотдачи:

α_В = Nuλ/d_вн = 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

V_сек = V*v/3600 = 2725*0,32/3600 = 0,242 м³/с

3) Живое сечение для прохода обратного потока:

Fж = V_сек/ω = 0,242/15 = 0,016 м²

4) Диаметр сердечника принимаем Dc = 0,1 м

4) Критерий Рейнольдса

Re = ω d_внρ/gμ = 15*0,01*3,04/9,81*75,25*10^-7 = 60598

5) Критерий Нуссельта:

Nu = 0,0418 Re^0,85 = 0,0418*60598^0,85=485,6

7) Коэффициент теплоотдачи:

α_В = Nuλ/d_вн = 485,6*10,9*10^-3/0,01 = 529,3 Вт/м²К

Параметры всего аппарата:

1) Тепловая нагрузка азотной секции

Q_A = AΔi_A/3600 = 2725(391,85 – 333,5)/3600 = 57 кВт

2) Среднеинтегральная разность температур ΔТ_ср = 52 К

3) Коэффициент теплопередачи

К_А = 1/[(1/α_в)*(D_н/D_вн) + (1/α_А)] = 1/[(1/225,8)*(0,01/0,007) + (1/529,3)] = 121,7 Вт/м² К

4) Площадь теплопередающей поверхности

F_A = Q_A/K_A ΔТ_ср = 57000/121,7*52 = 9 м²

5) Средняя длина трубки с 20% запасом

l_А = 1,2F_A /3,14D_Hn = 1,2*9/3,14*0,01*45 = 7,717 м

6) Тепловая нагрузка кислородной секции

Q_К = КΔi_К/3600 = 0,128*(352,8 - 332)/3600 = 4,6 кВт

7) Коэффициент теплопередачи

К_К = 1/[(1/α_в) + (1/α_К) *(D_н/D_вн)] = 1/[(1/225,8) + (1/529,3) *(0,01/0,007)] = 140,3 Вт/м² К

8) Площадь теплопередающей поверхности

F_К = Q_К/K_К ΔТ_ср = 4600/140*42,6 = 0,77 м²

9) Средняя длина трубки с 20% запасом

l_К = 1,2F_К /3,14D_Hn = 1,2*0,77/3,14*0,01*45 = 0,654 м

Принимаем l = 7,717 м.

10) Теоретическая высота навивки.

Н = lt₂/πD_ср = 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 ………………………………………………. d_з = 4 мм

Насыпной вес цеолита ………………………………………γ_ц = 700 кг/м³

Динамическая ёмкость цеолита по парам СО₂ ……………а_д = 0,013 м³/кг

Принимаем в качестве адсорберов стандартный баллон диаметром D_a = 460 мм и высоту слоя засыпки адсорбента

L = 1300 мм.

2) Скорость очищаемого воздуха в адсорбере:

ω = 4V_a/nπD_a²

n – количество одновременно работающих адсорберов;

V_а – расход очищаемого воздуха при условиях адсорбции, т. е. при Р = 4,5 МПа и Т_в = 275 К:

V_a = VT_B P/T*P_B = 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:

G_ц = nV_ад γ_ц = L*γ*n*π*D_a²/4 = 1*3,14*0,46²*1,3*700/4 = 453,4 кг

Определяем количество СО₂ , которое способен поглотить цеолит:

V_CO2 = G_ц*a_д = 453,4*0,013 = 5,894 м³

Определяем количество СО₂, поступающее каждый час в адсорбер:

V_CO2^’ = V*C_o = 3125*0,0003 = 0,937 м³/ч

Время защитного действия адсорбента:

τ_пр = V_CO2/ V_CO2^’ = 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

G_ц = 4*3,14*0,46²*1,3*700/4 = 604,6 кг

V_CO2 = G_c *a_д = 604,6*0,013 = 7,86 м³

τ_пр = 7,86/0,937 = 8,388 ч.

Выбираем расчётное время защитного действия τ_пр = 6 ч. с учётом запаса времени.

2) Ориентировочное количество азота для регенерации блока адсорберов:

V_рег = 1,2*G_H2O /x^’ τ_рег

G_H2O – количество влаги, поглощённой адсорбентом к моменту регенерации

G_H2O = G_ца_Н2О = 604,2*0,2 = 120,84 кг

τ_рег – время регенерации, принимаем

τ_рег = 0,5 τ_пр = 3 ч.

х^’ – влагосодержание азота при Т_ср.вых и Р = 10⁵ Па:

Т_ср.вых = (Т_вых.1 + Т_вых.2)/2 = (275 + 623)/2 = 449 К

х = 240 г/м³

V_рег = 1,2*120,84/0,24*3 = 201,4 м³/ч

Проверяем количество регенерирующего газа по тепловому балансу:

V_рег *ρ_N2*C_pN2*(Т_вх + Т_{вых. ср})* τ_рег = 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 = G_мС_м(Т_ср^’ – T_нач^’ )

G_м – вес двух баллонов с коммуникациями;

С_м – теплоёмкость металла, С_м = 0,503 кДж/кгК

T_нач^’ – температура металла в начале регенерации, T_нач^’ = 280 К

Т_ср^’ – средняя температура металла в конце процесса регенерации,

Т_ср^’ = (Т_вх^’ + Т_вых^’ )/2 = (673 + 623)/2 = 648 К

Т_вх^’ – температура азота на входе в блок очистки, Т_вх^’ = 673 К;

Т_вых^’ – температура азота на выходе из блока очистки, Т_вх^’ = 623 К;

Для определения веса блока очистки определяем массу одного баллона, который имеет следующие геометрические размеры:

наружний диаметр ……………………………………………….D_н = 510 мм,

внутренний диаметр ……………………………………………..D_вн = 460 мм,

высота общая ……………………………………………………..Н = 1500 мм,

высота цилиндрической части …………………………………..Н_ц = 1245 мм.

Тогда вес цилиндрической части баллона

G_M^’ = (D_н² – D_вн²)Н_ц*γ_м*π/4 = (0,51² – 0,46²)*1,245*7,85*10³*3,14/4 = 372,1 кг,

где γ_м – удельный вес металла, γ_м = 7,85*10³ кг/м³.

Вес полусферического днища

G_M^’’ = [(D_н³/2) – (D_вн³/2)]* γ_м*4π/6 = [(0,51³/2) – (0,46³/2)]*7,85*10³*4*3,14/6 = 7,2 кг

Вес баллона:

G_M^’ + G_M^’’ = 382 + 7,2 = 389,2 кг

Вес крышки с коммуникациями принимаем 20% от веса баллона:

G_M^’’’ = 389,2*0,2 = 77,84 кг

Вес четырёх баллонов с коммуникацией:

G_M = 4(G_M^’ + G_M^’’ + G_M^’’’ ) = 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 = G_цС_ц(Т_ср’ – T_нач’ ) = 604,6*0,21*(648 – 275) = 47358 кДж

Количество тепла, затрачиваемое на десорбцию влаги:

Q₃ = G_H2OC_p(Т_кип – Т_нач’ ) + G_H2O*ε = 120,84*1*(373 – 275) + 120,84*2258,2 = 2,8*10⁵ кДж

ε – теплота десорбции, равная теплоте парообразования воды; С_р – теплоёмкость воды.

Количество тепла, затрачиваемое на нагрез изоляции:

Q₄ = 0,2V_из γ_изС_из(Т_из – Т_нач) = 0,2*8,919*100*1,886*(523 – 275) = 8,3*10⁴ кДж

V_из = V_б – 4V_балл = 1,92*2,1*2,22 – 4*0,20785*0,51²*0,15 = 8,919 м³ – объём изоляции.

γ_из – объёмный вес шлаковой ваты, γ_из = 100 кг/м³

С_из – средняя теплоёмкость шлаковой ваты, С_из = 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:

V_рег = (Q₁ + Q₂ + Q₃ + Q₄ + Q₅)/ ρ_N2*C_pN2*(Т_вх + Т_{вых. ср})* τ_рег =

=(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:

ω_рег = 4 V_рег*293/600*π*D_a² *n*T_нач = 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 = 2fρLω²/9,8d_эх²

где ΔР – потери давления, Па;

f – коэффициент сопротивления;

ρ – плотность газа, кг/м³;

L – длина слоя сорбента, м;

d_э – 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*V_рег*Т_вых.ср./3600*π*D_a²*n*Т_нач = 4*1038*463/3600*3,14*0,46²*2*275 = 1,5 м/с

Эквивалентный диаметр каналов между зёрнами:

d_э = 4*א*d_з/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*d_э*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*Т_вых.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* V_рег*ρ*С_р*(Т_вх – Т_нач)/860 = 1,3*1038*1,251*0,25(673 – 293)/860 = 70,3 кВт

где С_р = 0,25 ккал/кг*К

7. Определение общих энергетических затрат установки

l = [Vρ_в RT_oc ln(P_k/P_n)]/η_из К_ж*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

ρ_в – плотность воздуха при нормальных условиях, ρ_в = 1,29 кг/м³

R – газовая постоянная для воздуха, R = 0,287 кДж/кгК

η_из – изотермический КПД, η_из = 0,6

К_ж – количество получаемого кислорода, К = 320 м³/ч

Т_ос – температура окружающей среды, принимается равной средне – годовой температуре в городе Владивостоке, Т_ос = 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 ………………………………………………………Р_вх = 4 МПа

Давление на выходе …………………………………………………….Р_вых = 0.6 МПа

Температура на входе …………………………………………………..Т_вх = 188 К

Адиабатный КПД ……………………………………………………….η_ад = 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 ……………………………………………Р_макс = 6,4 МПа

минимальное………………………………………..……Р_мин = 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.

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 жидког

 

• 14:21 05 Июля 2016
  Российско-китайский медуниверситет откроет магистерскую программу по TCM
• 01:21 05 Июля 2016
  На форуме МГУ Россия и Китай обсудят научно-образовательное сотрудничество
• 11:00 04 Июля 2016
  Реморенко: "ЕГЭ-туризм" в России сходит на нет
• 10:52 04 Июля 2016
  Летняя российско-австрийская школа откроется в Москве
• 15:31 01 Июля 2016
  В СПбГУ могут воссоздать географический факультет

Заказать уникальную работу