Расчёт абсорбционной установки
Подождите немного. Документ загружается.
U
min
=a⋅q
эф
,
(3.13)
где q
эф
= 0,022
.
10
-3
м
2
/с
Подставим и получим:
U
min
=60⋅0 , 022⋅10
−3
=13 , 2⋅10
−4
м
3
/ м
2
⋅с
Активная поверхность насадки /5/:
ϕ
а
=
3600⋅U
a
(
p+3600⋅q⋅U
)
,
(3.14)
где p и q – коэффициенты, зависящие от типа насадки.
Подставив численные значения получим:
ϕ
а
=
3600⋅22,6⋅10
−4
60⋅
(
0, 0005+3600⋅0 ,8⋅22 ,6⋅10
−4
)
=0 , 021
3.6. Расчёт коэффициентов массоотдачи
Для регулярных насадок коэффициент массоотдачи в газовой фазе β
у
находим из уравнения /1;5/:
β
у
=0, 167⋅
(
D
y
d
э
)
⋅Re
y
0 , 74
⋅Pr
y
¿
0, 33
⋅
(
l
d
э
)
−0 , 47
,
(3.15)
где D
у
– средний коэффициент диффузии СО
2
в газе, м
2
/с;
Re
у
– критерий Рейнольдса для газовой фазы в насадке;
Рr
/
у
– диффузионный критерий Прандтля для газовой фазы;
μ
y
= 0,015
.
10
-3
Па
.
с – вязкость газа /4/;
l = 0,1м – высота насадки.
Найдём необходимые величины.
Коэффициент диффузии СО
2
в газе можно рассчитать по уравнению:
D
y
=
4 ,3⋅10
−8
⋅Т
3 /2
Р⋅
(
ϑ
СО
2
1/3
+ϑ
г
1/3
)
2
¿
√
1
М
СО
2
+
1
М
в
,
(3.16)
Подставив численные значения получим:
D
y
=
4, 3⋅10
−8
⋅293
3 /2
0, 1⋅
(
34, 0
1 /3
+29 , 0
1/3
)
2
⋅
√
1
44
+
1
29
=1 , 28⋅10
−5
м
2
/с
Критерий Рейнольдса для газовой фазы в насадке:
Re
y
=
ω⋅d
э
⋅ρ
y
ε⋅μ
y
=
0 ,95⋅0, 048⋅1, 19
0,72⋅0 ,015⋅10
−3
=5024
Критерий Прандтля для газовой фазы в насадке:
Pr
y
¿
=
μ
y
ρ
y
⋅D
y
=
0, 015⋅10
−3
1, 19⋅1, 28⋅10
−5
=0 , 98
Найдём коэффициент массоотдачи:
β
у
=0 , 167⋅
(
1, 28⋅10
−5
0,048
)
⋅5024
0 , 74
⋅0, 98
0 , 33
⋅
(
0,1
0,048
)
−0 , 47
=0 ,017 кг/ м
2
⋅с
Выразим β
у
в выбранной для расчёта размерности:
β
у
= 0,017
.
(ρ
у
– у
ср
) = 0,017
.
(1,19-0,019) = 0,02 кг/м
2.
с
Коэффициент массоотдачи в жидкой фазе β
х
находим из уравнения:
β
х
=0, 0021⋅
(
D
х
δ
пр
)
⋅Re
х
0 , 75
⋅Pr
х
¿
0 , 5
,
(3.17)
где D
х
– средний коэффициент диффузии СО
2
в поглотителе, м
2
/с;
δ
пр
– приведённая толщина стекающей плёнки жидкости, м;
Re
х
– модифицированный критерий Рейнольдса для стекающей по насадке
плёнки жидкости;
Рr
/
х
– диффузионный критерий Прандтля для жидкости.
Коэффициент диффузии найдём:
D
х
=7 , 4⋅10
−12
⋅
(
β⋅М
)
0, 5
⋅
Т
μ
х
⋅ϑ
СО
2
0,6
,
(3.18)
где М – мольная масса поглотителя, кг/кмоль;
β – параметр, учитывающий ассоциацию молекул;
Т – температура поглотителя.
Подставив численные значения получим:
D
х
=7 , 4⋅10
−12
⋅
(
1⋅61
)
0 ,5
⋅
288
2, 0⋅10
−3
⋅34 , 0
0 , 6
=1, 003⋅10
−6
м
2
/с
Приведённая толщина стекающей плёнки жидкости:
δ
пр
=
(
μ
х
2
ρ
х
2
⋅g
)
1/3
=
(
(
2, 0⋅10
−3
)
2
1015
2
⋅9, 81
)
1/3
=5 , 83⋅10
−4
м
Модифицированный критерий Рейнольдса:
Re
х
=
4⋅U⋅ρ
х
а⋅μ
х
=
4⋅22 , 6⋅10
−4
⋅1015
60⋅2, 0⋅10
−3
=76,5
Диффузионный критерий Прандтля для жидкости:
Pr
х
¿
=
μ
х
ρ
х
⋅D
х
=
2,0⋅10
−3
1015⋅1 ,003⋅10
−6
=1, 97
Подставив численные значения, получим:
β
х
=0, 0021⋅
(
1, 003⋅10
−6
5, 83⋅10
−4
)
⋅76,5
0 ,75
⋅1, 97
0 , 5
=7, 6⋅10
−4
кг / м
2
⋅с
Выразим β
х
в выбранной для расчёта размерности:
β
х
= 7,6
.
10
-6
(ρ
х
– с
хср
) = 7,6
.
10
-6
(1015-20,1) = 0,756 кг/м
2.
с
Подставив численные значения в формулу (3.8) найдём коэффициент
массопередачи в газовой фазе:
К
у
=
1
1
0 ,017
+
2
0, 756
=0,0162
3.7. Поверхность массопередачи и высота абсорбера
Поверхность массопередачи в абсорбере найдём по уравнению (3.1):
F=
0, 7
0,0162⋅0,079
=546, 9 м
2
Высоту насадки, необходимую для создания этой поверхности
массопередачи, рассчитаем по формуле:
Н=
F
0, 785⋅a⋅d
2
⋅ϕ
a
,
(3.19)
Подставив численные значения, получим:
Н=
546 , 9
0, 785⋅60⋅2, 0
2
⋅0, 021
=138 ,2 м
Для осуществления заданного процесса выберем 4 последовательно
соединённых скруббера, в каждом из которых высота насадки равна 35 м.
Принимая число решёток в каждом ярусе 25, а расстояние между ярусами 0,3 м
определим высоту насадочной части абсорбера:
Н
н
=Н +0, 3⋅
(
Н
0,25⋅l
−1
)
=35+0, 3⋅
(
35
25⋅0 , 1
−1
)
=38, 9 м
Расстояние между днищем абсорбера и насадкой Z
н
определяется
необходимостью равномерного распределения газа по поперечному сечению
колонны. Расстояние от верха насадки до крышки абсорбера Z
в
зависит от размеров
распределительного устройства для орошения насадки и от высоты сепарационного
пространства. Примем эти расстояния соответственно 2,3 и 3,2 м.
Общая высота одного абсорбера составит:
Н
а
= Н
н
+ Z
в
+ Z
н
= 38,9 + 2,3 + 3,2 = 44,4 м
3.8. Гидравлическое сопротивление абсорберов
Гидравлическое сопротивление ΔР
а
обуславливает энергетические затраты
на транспортировку газового потока через абсорбер. Величину ΔР рассчитывают
по формуле /5/:
ΔР
а
=ΔР
с
⋅10
b⋅U
,
(3.20)
где ΔР
с
- гидравлическое сопротивление сухой (не орошаемой жидкостью)
насадки;
U – плотность орошения, м
3
/м
2.
с;
b = 119 – коэффициент.
Гидравлическое сопротивление сухой насадки ΔР
с
определим по
уравнению:
Изм
.
Лист № докум. Подпис
ь
Дата
Лист
1
БГТУ 04.00.ПЗ
Разраб.
Пров.
.
Утв.
Подробный расчёт
теплообменника
Лит. Листов
6
ΔР
с
= λ⋅
Н
d
э
⋅
ω
0
2
2
⋅ρ
у
,
(3.21)
где ω
0
– скорость газа в свободном сечении насадки, м/с;
λ – коэффициент сопротивления, который найдём по формуле:
λ=
6, 64
Re
у
0 , 375
=
6, 64
5024
0 ,375
=0, 27
Скорость газа в свободном сечении насадки:
ω
0
=
ω
ε
=
0, 95
0,72
=1 , 32 м/с
Подставив численные значения, получим:
ΔР
с
=0,27⋅
138,2
0,048
⋅
1,32
2
2
⋅1, 19=805 ,9 Па
ΔР
а
=805, 9⋅10
119⋅22, 6⋅10
−4
=1497 , 0 Па
4. ПОДРОБНЫЙ РАСЧЁТ ТЕПЛООБМЕННИКА
Кожухотрубчатые теплообменные аппараты могут использоваться в
качестве теплообменников, холодильников, конденсаторов и испарителей (рис.4.1).
Теплообменники предназначены для нагрева и охлаждения (водой или другими
нетоксичными, непажаро- и невзрывоопасными хладагентом) жидких и
газообразных сред /3/.
Кожухотрубчатый двухходовой холодильник
1 – крышка распределительной камеры; 2 - распределительная камера;
3 – кожух; 4 – теплообменные трубы; 5 – перегородка с сегментным вырезом;
6 – линзовый компенсатор; 7 – штуцер; 8 – крышка
Рис.4.1
Горячую газовую смесь в количестве G =10000 м
3
/ч необходимо охладить
от t
н
=150
0
С до t
к
=20
0
С. Разобьем поток на две части и произведём расчёт для
G
1
=5000 м
3
/ч = 1,39 м
3
/с (исходя из схемы).
Определение тепловой нагрузки /3/:
Q=G
1
⋅c
1
⋅(t
н
-t
к
),
(4.1)
где с
1
– теплоёмкость газовой смеси, с
1
= 1166 кДж/кг*К /4/.
Q=1 , 39⋅1166⋅(150-20)=210,5кВт
Определим количество воды необходимой для охлаждения:
G
в
=
Q
c
в
⋅(t
н
−t
к
)
,
(4.2)
где с
в
– теплоёмкость воды, с
в
= 4190 кДж/кг*К /4/.
G
в
=
210, 5∗10
3
4190⋅(150−20)
=0, 39 кг/с
Вода при средней температуре t = 85
0
С имеет следующие физико-
химические характеристики: ρ
в
= 968 кг/м
3
; λ
в
= 0,68 Вт/м*К; μ
в
= 0,3355*10
-3
Па*с /
4/.
Среднелогорифмическая разность температур теплоносителей:
Δt
ср. лог .
=
Δt
б
− Δt
м
ln
Δt
б
Δt
м
,
(4.3)
где
Δt
б
=150−70=80
0
С
,
Δt
м
=20−15=5
0
С
Подставим величины в формулу и получим:
Δt
ср. лог .
=
80−5
ln
80
5
=27
0
С
Ориентировочный выбор теплообменника.
Примем ориентировочное значение Re
ор
= 15000, что соответствует
развитому турбулентному режиму течения в трубах. Очевидно, такой режим
возможен в теплообменнике, у которого число труб, приходящееся на один ход,
равно:
n
z
=
4⋅G
1
π⋅d⋅Re
ор
⋅μ
1
,
(4.4)
Подставим величины в формулу и получим:
n
z
=
4⋅1, 39
3, 14⋅0, 016⋅15000⋅0 , 0195⋅10
−3
=378
Примем ориентировочное значение коэффициента теплопередачи,
соответствующее турбулентному течению: К
ор
= 180 Вт/м
2
*К.
Ориентировочное значение поверхности составит:
F
ор
=
Q
K
ор
⋅Δt
ср. лог
(4.5)
Подставим и получим:
F
ор
=
210500
180⋅27
=43 ,3 м
2
Из таблицы 2.3 /3/ следует, что из выбранного ряда больше всего подходит
теплообменник с трубами длиной L = 2 м и номинальной поверхностью F = 49,0 м
2
,
диаметром кожуха D = 600 мм, d
тр
=20 х 2 мм , S=0,078 м
2
, n = 389 шт, z =1 имеют
соотношение n/z = 389.
Произведём уточнённый расчёт поверхности теплопередачи:
Re=
4⋅G
1
π⋅d⋅(n/ z)⋅μ
1
=
4⋅1 , 39
3 ,14⋅0 , 016⋅389⋅0 , 0195⋅10
−3
=14590
Рr
1
=
с
1
⋅μ
1
λ
1
=
1166⋅0 , 0195⋅10
−3
0,53
=0 ,043
Расчет α
1
- ведем методом последовательных приближений.
В первом приближении примем.
Коэффициент теплоотдачи от конденсирующего пара к стенке α
1
равен:
α
1
=0,728⋅¿¿
(4.6)
где r
1
=2440 кДж/кг - теплота конденсации греющего пара /4/;
ρ
1
=1,98 кг/м
3
/2/;
λ
1
=0,53 Вт/(м*К) /4/ - теплопроводность конденсата при средней
температуре пленки;
Δt - разность температур конденсации пара и стенки, °С.
Расчет α1 - ведем методом последовательных приближений.
В первом приближении примем:
Δt=t
н
– t(w
1
)
t (w
1
)=
t
ср
+t
н
2
=
123+150
2
=136 , 5
0
С
t
ср
= t
н
- Δt
ср.лог
= 150-27=123
0
С
Тогда Δt = 150 - 136,5 = 13,5 °С.
α
1
=0,728⋅¿¿
Для установившегося процесса передачи тепла справедливо уравнения:
q
1
=α
1
⋅Δt
(4.7)
где q
1
- удельная тепловая нагрузка, Вт/м
2
;
Отсюда:
q
1
=555 , 1⋅13, 5= 7493 , 8
Вт/м
2
Коэффициент теплопередачи от стенки к кипящему раствору для