Расчёт и проектирование установки для получения жидкого кислорода

Санкт-Петербургский государственный Университет

низкотемпературных и пищевых технологий.

Кафедра криогенной техники.

Курсовой проект

по дисциплине «Установки ожижения и разделения газовых смесей»

Расчёт и проектирование установки

для получения жидкого кислорода.

Работу выполнил

студент 452 группы

Денисов Сергей.

Работу принял

Пахомов О. В.

Санкт – Петербург 2003 год.

Оглавление.

Задание на расчёт…………………………………………………………………..3

1. Выбор типа установки и его обоснование……………………………………3

2. Краткое описание установки…………………………………………………..3

3. Общие энергетические и материальные балансы……………………….……4

4. Расчёт узловых точек установки…………………………….…………………4

5. Расчёт основного теплообменника…………………………….………………7

6. Расчёт блока очистки……………………………………………….…………..17

7. Определение общих энергетических затрат установки…………………..…..20

8. Расчёт процесса ректификации…………………………………….…………..20

9. Расчёт конденсатора – испарителя…………………………………………….20

10. Подбор оборудования…………………………………………………..………21

11. Список литературы……………………………………………..………………22

Задание на расчёт.

Рассчитать и спроектировать установку для получения газообразного кислорода с чистотой 99,5 %, производительностью 320 м³/ч, расположенную в городе Владивостоке.

1. Выбор типа установки и его обоснование.

В качестве прототипа выбираем установку К – 0,4, т. к. установка предназначена для получения жидкого и газообразного кислорода чистотой 99,5 %, а также жидкого азота. Также установка имеет относительно несложную схему.

2. Краткое описание работы установки.

Воздух из окружающей среды, имеющий параметры Т = 300 К и Р = 0,1 МПа, поступает в компрессорную станцию в точке 1. В компрессоре он сжимается до давления 4,5 МПа и охлаждается в водяной ванне до температуры 310 К. Повышение температуры обусловлено потерями от несовершенства системы охлаждения. После сжатия в компрессоре воздух направляется в теплообменник – ожижитель, где охлаждается до температуры 275 К, в результате чего большая часть содержащейся в ней влаги конденсируется и поступает в отделитель жидкости, откуда выводится в окружающую среду. После теплообменника – ожижителя сжатый воздух поступает в блок комплексной очистки и осушки, где происходит его окончательная очистка от содержащихся в нём влаги и СО₂ . В результате прохождения через блок очистки воздух нагревается до температуры 280 К. После этого поток сжатого воздуха направляется в основной теплообменник, где охлаждается до температуры начала дросселирования, затем дросселируется до давления Р = 0,65 МПа. В основном теплообменнике поток разделяется. Часть его выводится из аппарата и поступает в детандер, где расширяется до давления Р = 0,65 МПа и поступает в нижнюю часть нижней колонны.Поток из дросселя поступает в середину нижней колонны. Начинается процесс ректификации. Кубовая жидкость (поток R, содержание N₂ равно 68%) из низа нижней колонны поступает в переохладитель, где переохлаждается на 5 К , затем дросселируется до давления 0,13 МПа и поступает в середину верхней колонны. Азотная флегма (поток D, концентрация N₂ равна 97%) забирается из верхней части нижней колонны, пропускается через переохладитель, где также охлаждается на 5К, затем дросселируется до давления 0,13 МПа и поступает в верхнюю часть верхней колонны. В верхней колонне происходит окончательная ректификация, внизу верхней колонны собирается жидкий кислород, откуда он направляется в переохладитель, где переохлаждается на 8 – 10 К. Далее поток кислорода направляется в жидкостной насос, где его давление поднимается до 10 МПа, и обратным потоком направляется в основной теплообменник. Затем он направляется в теплообменник – ожижитель, откуда выходит к потребителю с температурой 295 К. Азот из верхней части колонны последовательно проходит обратным потоком переохладитель азотной флегмы и кубовой жидкости, оснновной теплообменник и теплообменник – ожижитель. На выходе из теплообменника – ожижителя азот будет иметь температуру 295 К.

3. Общие энергетические и материальные балансы.

V = K + A

0,79V = 0,005K + 0,97A

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:

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:

Строим температурные кривые:

ΔТ_ср^инт = n/Σ(1/ΔТ_ср)

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:

ΔТ_ср^инт = n/Σ(1/ΔТ_ср)

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:

ΔТ_ср^инт = n/Σ(1/ΔТ_ср)

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:

ΔТ_ср^инт = n/Σ(1/ΔТ_ср)

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.

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.

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.