Расчёт и проектирование установки для получения жидкого кислорода
СОДЕРЖАНИЕ: Санкт-Петербургский государственный Университет низкотемпературных и пищевых технологий. Кафедра криогенной техники. Курсовой проект по дисциплине «Установки ожижения и разделения газовых смесей»Санкт-Петербургский государственный Университет
низкотемпературных и пищевых технологий.
Кафедра криогенной техники.
Курсовой проект
по дисциплине «Установки ожижения и разделения газовых смесей»
Расчёт и проектирование установки
для получения жидкого кислорода.
Работу выполнил
студент 452 группы
Денисов Сергей.
Работу принял
Пахомов О. В.
Санкт – Петербург 2003 год.
Оглавление.
Задание на расчёт…………………………………………………………………..3
1. Выбор типа установки и его обоснование……………………………………3
2. Краткое описание установки…………………………………………………..3
3. Общие энергетические и материальные балансы……………………….……4
4. Расчёт узловых точек установки…………………………….…………………4
5. Расчёт основного теплообменника…………………………….………………7
6. Расчёт блока очистки……………………………………………….…………..17
7. Определение общих энергетических затрат установки…………………..…..20
8. Расчёт процесса ректификации…………………………………….…………..20
9. Расчёт конденсатора – испарителя…………………………………………….20
10. Подбор оборудования…………………………………………………..………21
11. Список литературы……………………………………………..………………22
Задание на расчёт.
Рассчитать и спроектировать установку для получения газообразного кислорода с чистотой 99,5 %, производительностью 320 м3 /ч, расположенную в городе Владивостоке.
1. Выбор типа установки и его обоснование.
В качестве прототипа выбираем установку К – 0,4, т. к. установка предназначена для получения жидкого и газообразного кислорода чистотой 99,5 %, а также жидкого азота. Также установка имеет относительно несложную схему.
2. Краткое описание работы установки.
Воздух из окружающей среды, имеющий параметры Т = 300 К и Р = 0,1 МПа, поступает в компрессорную станцию в точке 1. В компрессоре он сжимается до давления 4,5 МПа и охлаждается в водяной ванне до температуры 310 К. Повышение температуры обусловлено потерями от несовершенства системы охлаждения. После сжатия в компрессоре воздух направляется в теплообменник – ожижитель, где охлаждается до температуры 275 К, в результате чего большая часть содержащейся в ней влаги конденсируется и поступает в отделитель жидкости, откуда выводится в окружающую среду. После теплообменника – ожижителя сжатый воздух поступает в блок комплексной очистки и осушки, где происходит его окончательная очистка от содержащихся в нём влаги и СО2 . В результате прохождения через блок очистки воздух нагревается до температуры 280 К. После этого поток сжатого воздуха направляется в основной теплообменник, где охлаждается до температуры начала дросселирования, затем дросселируется до давления Р = 0,65 МПа. В основном теплообменнике поток разделяется. Часть его выводится из аппарата и поступает в детандер, где расширяется до давления Р = 0,65 МПа и поступает в нижнюю часть нижней колонны.Поток из дросселя поступает в середину нижней колонны. Начинается процесс ректификации. Кубовая жидкость (поток R, содержание N2 равно 68%) из низа нижней колонны поступает в переохладитель, где переохлаждается на 5 К , затем дросселируется до давления 0,13 МПа и поступает в середину верхней колонны. Азотная флегма (поток D, концентрация N2 равна 97%) забирается из верхней части нижней колонны, пропускается через переохладитель, где также охлаждается на 5К, затем дросселируется до давления 0,13 МПа и поступает в верхнюю часть верхней колонны. В верхней колонне происходит окончательная ректификация, внизу верхней колонны собирается жидкий кислород, откуда он направляется в переохладитель, где переохлаждается на 8 – 10 К. Далее поток кислорода направляется в жидкостной насос, где его давление поднимается до 10 МПа, и обратным потоком направляется в основной теплообменник. Затем он направляется в теплообменник – ожижитель, откуда выходит к потребителю с температурой 295 К. Азот из верхней части колонны последовательно проходит обратным потоком переохладитель азотной флегмы и кубовой жидкости, оснновной теплообменник и теплообменник – ожижитель. На выходе из теплообменника – ожижителя азот будет иметь температуру 295 К.
3. Общие энергетические и материальные балансы.
V = K + A
0,79V = 0,005K + 0,97A
МVi1B – 2B + Vдет hад ад М = МVq3 + Мк Ki2K – 3K + Vi3В – 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 …………………………Т1К – 2К = 10 К
На начальной стадии расчёта принимаем: 
Составляем балансы теплообменных аппаратов:
а) Баланс теплообменника – ожижителя.
КСр к Т4К – 5К + АСр А Т3А – 4А = VCp v T2В – 3В
б) Балансы переохладителя:
находим из номограммы 
для смеси азот – кислород.
в) Баланс переохладителя кислорода.
КCp K T1К – 2К = RCp R T2R – 3R
Принимаем T1К – 2К = 10 К
T2R – 3R = 0,128*1,686*10/6,621*1,448 = 2,4
Т3R = Т2 R + T2R – 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 i2K – 3K + VMi4B – 3B – VMi1B – 2B ]/Mhад 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
Vдет = 0,2V = 0,2*1711 = 342 м3 /ч
Составляем балансы этих теплообменников:
I VCpV T4B – 6B = KCpK T3K’ – 4K + ACpA T2A’ – 3A
II (V – Vд )CpV T6B-5B = KCpK T3K – 3K’ + ACpA T2A’ – 2A
Добавим к ним баланс теплообменника – ожижителя. Получим систему из 3 уравнений.
III КСр к Т4К – 5К + АСр А Т3А – 4А = VCp v T2В – 3В
Вычтем уравнение II из уравнения I:
VCpV T4B – 6B - (V – Vд )CpV T6B-5B = KCpK T3K’ – 4K - KCpK T3K – 3K’ + ACpA T2A’ – 3A - ACpA T2A’ – 2A
Получаем систему из двух уравнений:
I VCpV (T4B - 2T6B + T5B ) + Vд CpV (T6B – T5B ) = KCpK (T4K – T3K ) + ACpA T3A – 2A
II КСр к Т4К – 5К + АСр А Т3А – 4А = VCp v T2В – 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 i2K – 3K + VMi4B – 3B – VMi1B – 2B ]/Mhад 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
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 iB + Vq3 = A iA
iB = A iA / VA - V q3 /VA | iA / iA
iB = A iA / VA - Vq3 * iA / iA
В = A/VA = 0,872/0,54 = 1,645
D = V q3 /VA iA = 1*55,5/0,54*(197,7 – 123) = 0,376
iB = В iA - D iA = С iA = (1,635 – 0,376) iA = 1,259 iA
Составляем таблицу:
| № |
ТВ , К |
iв , кДж/кг |
iВ |
ТА , К |
iА , кДж/кг |
iА |
| 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:
Тср инт = n/(1/Тср )
| № |
Тср |
1/Тср |
| 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 |
(1/Тср ) = 0,1339
Тср = 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 iB + Vq3 = К iК
iB = К iК / VК - V q3 /VК | iК / iК
iB = К iК / VК - Vq3 * iК / iК
В = К/VК = 0,128/0,56 = 0,029
D = V q3 /VК iК = -1*45,5/0,56*(248,4 – 140) = -0,75
iB = В iК - D iК = С iК = (0,029 + 0,75) iК = 0,779 iК
Составляем таблицу:
| № |
ТВ , К |
iв , кДж/кг |
iВ |
ТК , К |
iК , кДж/кг |
iК |
| 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 |
Тср инт = n/(1/Тср )
| № |
Тср |
1/Тср |
| 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 |
(1/Тср ) = 0,245
Тср = 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 ) iB + Vq3 = А iА
iB = А iА / (VА - Vда ) - V q3 /VА | iА / iА
iB = А iА / (VА - Vда ) - Vq3 * iА / iА
В =А/(VА - Vда ) = 0,813/0,44 = 1,982
D = V q3 /(VА - Vда ) iА = 1*21,9/0,44*(372,6 – 333,5) = 0,057
iB = В iА - D iА = С iА = (1,982 – 0,057) iА = 1,925 iА
Составляем таблицу:
| № |
ТВ , К |
iв , кДж/кг |
iВ |
ТА , К |
iА , кДж/кг |
iА |
| 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 |
Тср инт = n/(1/Тср )
| № |
Тср |
1/Тср |
| 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 |
(1/Тср ) = 0,192
Тср = 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 ) iB + Vq3 = К iк
iB = К iк / (VК - Vдк ) - V q3 /VК | iК / iК
iB = К iК / (VК - Vдк ) - Vq3 * iК / iК
В =К/(VК - Vдк ) = 0,128/0,46 = 0,278
D = V q3 /(VК - Vдк ) iк = -1*42,9/0,46*(372,6 – 332) = - 1,297
iB = В iК - D iК = С iк = (0,278 + 1,297) iК = 1,488 iК
Составляем таблицу:
| № |
ТВ , К |
iв , кДж/кг |
iВ |
ТК , К |
iК , кДж/кг |
iК |
| 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 |
Тср инт = n/(1/Тср )
| № |
Тср |
1/Тср |
| 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 |
(1/Тср ) = 0,235
Тср = 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 |
, кг*с/м2 *107 |
, 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 = 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 = 0,00243/0,785*0,0092 *1 = 39 шт
Эквивалентный диаметр
dэкв = 9 – 5 = 4 мм
5) Критерий Рейнольдса
Re = dвн /g = 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:
В = Nu/dвн = 63,5*23,6*10-3 /0,007 = 214,1 Вт/м2 К
Обратный поток (кислород под давлением):
1)Скорость потока принимаем = 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 = dвн /g = 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:
В = Nu/dвн = 80,3*15*10-3 /0,007 = 172 Вт/м2 К
Обратный поток (азот низкого давления)
1)Скорость потока принимаем = 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 / = 0,11/15 = 0,0074 м2
4) Диаметр сердечника принимаем Dc = 0,1 м
4) Критерий Рейнольдса
Re = dвн /g = 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:
В = Nu/dвн = 299,4*35,04*10-3 /0,01 = 1049 Вт/м2 К
Параметры всего аппарата:
1) Тепловая нагрузка азотной секции
QA = AiA /3600 = 1391*(454,6 – 381,33)/3600 = 28,3 кВт
2) Среднеинтегральная разность температур Тср = 54,7 К
3) Коэффициент теплопередачи
КА = 1/[(1/в )*(Dн /Dвн ) + (1/А )] = 1/[(1/214,1)*(0,012/0,009) + (1/1049)] = 131,1 Вт/м2 К
4) Площадь теплопередающей поверхности
FA = QA /KA Тср = 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 = КiA /3600 = 0,183*(467,93 – 332)/3600 = 15,1 кВт
7) Коэффициент теплопередачи
КК = 1/[(1/в ) + (1/К ) *(Dн /Dвн )] = 1/[(1/214,1) + (1/172) *(0,01/0,007)]=77 Вт/м2 К
8) Площадь теплопередающей поверхности
FК = QК /KК Тср = 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 /Dср = 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 |
, кг*с/м2 *107 |
, 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 = 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 = 0,0026/0,785*0,0072 *1 = 45 шт
Эквивалентный диаметр
dэкв = 9 – 5 = 4 мм
5) Критерий Рейнольдса
Re = dвн /g = 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:
В = Nu/dвн = 145*10,9*10-3 /0,007 = 225,8 Вт/м2 К
Обратный поток (кислород под давлением):
1)Скорость потока принимаем = 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 = dвн /g = 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:
В = Nu/dвн = 297,2*10,9*10-3 /0,007 = 462,8 Вт/м2 К
Обратный поток (азот низкого давления)
1)Скорость потока принимаем = 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 / = 0,242/15 = 0,016 м2
4) Диаметр сердечника принимаем Dc = 0,1 м
4) Критерий Рейнольдса
Re = dвн /g = 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:
В = Nu/dвн = 485,6*10,9*10-3 /0,01 = 529,3 Вт/м2 К
Параметры всего аппарата:
1) Тепловая нагрузка азотной секции
QA = AiA /3600 = 2725(391,85 – 333,5)/3600 = 57 кВт
2) Среднеинтегральная разность температур Тср = 52 К
3) Коэффициент теплопередачи
КА = 1/[(1/в )*(Dн /Dвн ) + (1/А )] = 1/[(1/225,8)*(0,01/0,007) + (1/529,3)] = 121,7 Вт/м2 К
4) Площадь теплопередающей поверхности
FA = QA /KA Тср = 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 = КiК /3600 = 0,128*(352,8 - 332)/3600 = 4,6 кВт
7) Коэффициент теплопередачи
КК = 1/[(1/в ) + (1/К ) *(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 Тср = 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 /Dср = 7,717*0,0122/3,14*0,286 = 0,33 м.
Окончательный вариант расчёта принимаем на ЭВМ.
6. Расчёт блока очистки.
1) Исходные данные:
Количество очищаемого воздуха …………………… V = 2207,5 кг/ч = 1711 м3 /ч
Давление потока …………………………………………… Р = 4,5 МПа
Температура очищаемого воздуха………………………… Т = 275 К
Расчётное содержание углекислого газа по объёму …………………...С = 0,03%
Адсорбент ……………………………………………………NaX
Диаметр зёрен ………………………………………………. dз = 4 мм
Насыпной вес цеолита ………………………………………ц = 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:
= 4Va /nDa 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
= 4*69,9/3*3,14*0,462 = 140,3 кг/ч*м2
Определяем вес цеолита, находящегося в адсорбере:
Gц = nVад ц = L**n**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:
пр = VCO 2 / VCO 2 ’ = 5,894/0,937 = 6,29 ч
Увеличим число адсорберов до n = 4. Тогда:
= 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
пр = 7,86/0,937 = 8,388 ч.
Выбираем расчётное время защитного действия пр = 6 ч. с учётом запаса времени.
2) Ориентировочное количество азота для регенерации блока адсорберов:
Vрег = 1,2*GH 2 O /x’ рег
GH 2 O – количество влаги, поглощённой адсорбентом к моменту регенерации
GH 2 O = Gц аН2О = 604,2*0,2 = 120,84 кг
рег – время регенерации, принимаем
рег = 0,5 пр = 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 *N 2 *CpN 2 *(Твх + Твых. ср )* рег = Q
Q = 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 *м */4 = (0,512 – 0,462 )*1,245*7,85*103 *3,14/4 = 372,1 кг,
где м – удельный вес металла, м = 7,85*103 кг/м3 .
Вес полусферического днища
GM ’’ = [(Dн 3 /2) – (Dвн 3 /2)]* м *4/6 = [(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 = 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 * = 120,84*1*(373 – 275) + 120,84*2258,2 = 2,8*105 кДж
– теплота десорбции, равная теплоте парообразования воды; Ср – теплоёмкость воды.
Количество тепла, затрачиваемое на нагрез изоляции:
Q4 = 0,2Vиз из 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 – объём изоляции.
из – объёмный вес шлаковой ваты, из = 100 кг/м3
Сиз – средняя теплоёмкость шлаковой ваты, Сиз = 1,886 кДж/кгК
Потери тепла в окружающую среду составляют 20% от Q = 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 )/ N 2 *CpN 2 *(Твх + Твых. ср )* 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:
рег = 4 Vрег *293/600**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.
Р = 2fL2 /9,8dэ х2
где Р – потери давления, Па;
f – коэффициент сопротивления;
– плотность газа, кг/м3 ;
L – длина слоя сорбента, м;
dэ – эквивалентный диаметр каналов между зёрнами, м;
– скорость газа по всему сечению адсорбера в рабочих условиях, м/с;
– пористость слоя адсорбента, = 0,35 м2 /м3 .
Скорость регенерирующего газа при рабочих условиях:
= 4*Vрег *Твых.ср. /3600**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**dз /6*(1 – ) = 4*0,35*4/6*(1 – 0,35) = 1,44 мм.
Для определения коэффициента сопротивления находим численное значение критерия Рейнольдса:
Re = *dэ */**g = 1,5*0,00144*0,79*107 /0,35*25*9,81 = 198,8
где – динамическая вязкость, = 25*10-7 Па*с;
– удельный вес азота при условиях регенерации,
= 0 *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:
Р = 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 **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 = [Vв RToc ln(Pk /Pn )]/из 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
в – плотность воздуха при нормальных условиях, в = 1,29 кг/м3
R – газовая постоянная для воздуха, R = 0,287 кДж/кгК
из – изотермический КПД, из = 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 ……………………………………………………….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 ……………………………………………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.