200

Анализ оптимального числа корпусов многоступенчатой выпарной установки целесообразно осуществить с помощью ПЭВМ.

2. Методические указания по расчету схемы установки для разделения бинарной смеси взаимно растворимых компонентов

Задание

Рассчитать ректификационную установку непрерывного действия для раз-

деления бинарной смеси при следующих данных:

У

−

вид раствора;

−

производительность установки по исходной смеси G f ;

Т

−

массовое содержание летучего компонента в исходной смеси

a f ;

−

то же в дистилляте ad

;

Н

Б

−

то же в кубовом остатке

aw ;

й

−

давление греющего пара р;

температура готового

t′d;

−

−

и

;

температура охлаждающей в ды на входе в установку t1

р

−

то же на выходе t2.

продукта

2.1 Расчет схемы рек

фикационной установки

т

Принципиальная схема установки представлена на рисунке 2.1.

Смесь

и

предварительно подогретой до температуры

ступает в колонну,

з

ки ения на данн й тарелке.

о

Составляется материальный баланс установки, и определяются недостаю-

в личины

п

щие

G f

= Gd + Gw

(2.1)

,

Р

G f a f = Gd ad + Gw aw

, Gd , Gw – расход, соответственно, исходной смеси, готового про-

где G f

дукта и кубового остатка;

a f ,

ad ,

aw - содержание летучего компонента в ис-

ходной смеси, готовом продукте, кубовом остатке, %.

201

II

охлаждающая

вода

VII

I

IV

III

охлаждающая

вода

Gd, ad дистиллят

У

конденсат

V

греющий пар

VI

конденсат

Gw, aw

Т

кубовый остаток

VIII

Gf, af

исходная

Н

смесь

Рисунок 2.1 – Принципиальная схема ректификационной

установки

Б

I – ректификационная колонна, II – дефлегматор, III – сепаратор, IV – кон-

денсатор - холодильник, V – сборный бак готового продукта (дистиллята),

VI – подогреватель исходной смеси кубовым остатком, VII – подогреватель

й

исходной смеси паром, VIII – сборный бак кубового остатка

иμ

Находятся молярные доли летучего компонента в исходной смеси, дистил-

ляте и кубовом остатке по формулам:

р

о

a f

ad

x f =

a

;

(2.2)

a f

100 −a f

т

+

μa

μa

μb

з

и

xd =

;

(2.3)

ad

+

100 −ad

μ

a

μ

b

о

где

aw

xw =

μa

(2.4)

aw

100 −aw

Р

п

+

μa

μb

µa и µb – молярная масса летучего и нелетучего компонентов смеси. Определение числа тарелок n в ректификационной колонне осуществляет-

ся графоаналитическим методом с помощью фазовой диаграммы заданной бинарной смеси. Для этого в квадрате Y, X-координат (рисунок 2.2) проводится диагональ. Из литературы (табл. XLIII [7]) выписываются равновесные составы

202

жидкости и пара для бинарной смеси заданных веществ и их температура насыщения. Перечисленные характеристики оформляются в виде таблицы 2.1.

Таблица 2.1 Равновесный состав смеси

X, моль-%

0

5

10

20

30

40

50

60

70

80

90

100

Y, моль-%

t, оС

смесиУ(рису

-

Строится

диаграмма равновесия для заданной бинарной

нок 2.2). Откладываются на оси 0Х точки, соответствующие составам кубового

остатка хw, исходной смеси

Т

хf и дистиллята хd. Проводятся через эти точки

вертикали. Находится молярная доля летучего в парах, равновесныхН

жидкости

питания

y f

. Обозначаются точки М и W. Определяется минимальное флег-

Б

мовое число по формуле

x

d

−йy

R

=

f

,

(2.5)

y − x

м н

f

f

где xd

– молярная доля

и

компонента в дистилляте (готовом про-

дукте); xf

– то же в

р

y f - то же в паре,

й жидк сти (питании) колонны;

равновесном с ж дкос ью п

летучего

ания.

т

Рабочее флегмовое ч сло

исходн

R =1,3 Rмин + 0,3

(2.6)

з

Пр в дится раб чая линия концентраций, для чего на оси ординат откла-

ON, величина которого определяется по формуле

отрезок

п

ON

=

xd

.

(2.7)

R + 1

дывается

Соединяются точки N и M, а также точки W и F отрезками (точка F полу-

чается при пересечении двух рабочих линий и соответствует составу исходной

Р

смеси). Отрезки FM и WF – рабочие линии, соответственно, верхней (укрепляющей) и нижней (исчерпывающей) частей колонны.

203

Диаграмма равновесия

100

90

80

М

70

У

%

60

y٭f

-

моль

50

кривая

y,

40

F

равновесия

30

20

N

Т

10

0

W

x

xd

x

20

f 40

50

60

70

90

100

Н

0 w10

30

80

X, моль-%

Рисунок 2.2 - Графическое определение числа теоретических тарелок

Проводятся последовательно из

Б

М горизонтальные до линии равно-

весия и вертикальные до рабочей л н

отрезки между кривой равновесия и

рабочими линиями MF и FW.

й

Последнюю гор зонталь провести так, чтобы она

пересекла вертикальную прямую

точки

x = xW.

Число полученных при построении

ступеней соответствует числу

е

необходимых тарелок ректифика-

ретически

ционной колонны nт.

о

Действительное ч сло

арелок определяется по формуле

т

и

nд =

nт

,

(2.8)

ηт

з

где ηт – КПД тарелки, определяемый по графику (рисунок 3-7) [2] по вяз-

кости разгоняемой

жидкости µж и относительной летучести α или по уравне-

нию (2.9), описывающему этот график.

п

ηт = 0,49 (μжα)−0,245,

е

(2.9)

Р

μ

ж

=μ

aср

+ μ

b

100 −aср

,

(2.10)

a 100

100

g α = 9

Тb −Тa ,

(2.11)

Тb +Тa

204

где

µa и

µb – вязкость летучего и нелетучего компонентов при температу-

ре кипения исходной смеси; Тa и

Тb – абсолютная температура кипения чис-

тых компонентов; аср – среднее массовое содержание летучего компонента в

колонне

У

аd +aw

а

ср

=

Т

(2.12)

2

Тепловой баланс колонны позволяет определить расход греющего пара на

процесс ректификации.

Н

Приходные статьи теплового баланса:

Б

− с исходной смесью

a f ;

Q1 = G f

c f

t f ;

(2.13)

где

смеси

c f

- теплоемкость исходной

(жидкости питания), t f

– темпера-

рf

f

тура поступающей в колонну смеси, находйтся как температура насыщения по

о

т

a

+ cb

100 −a

,

(2.14)

и

c f = ca

100

100

здесь ca

и

cb – соо ве с венно теплоемкость летучего и нелетучего компо-

нента;

з

о

− с греющим паром

п

Q2

= D iп −iк ,

(2.15)

где− с флегмой

Р

i

и

iк

– энтальпия греющего пара и конденсата, определяются из таб-

лиц [9] по давлению пара;

Q3 = Gd R cd td ;

(2.16)

где td

– температура дистиллята, находится как температура насыщения по

аd .

205

c = c		ad	+ c	100 −ad	(2.17)
d	a 100		b	100

Расходные статьи теплового баланса:

−с парами, выходящими из колонны

	Q4	= Gd (R +1) rd +cd td ;							(2.18)
a	b		ad		100 −ad			У
	r	= r		+ r		,	Т		(2.19)
	d	a 100		b	100
где r	и r – соответственно теплота парообразования летучего и
нелетучего компонента [7];							Н

−с кубовым остатком

w

Q5 = Gw

cw tw ;

Б

(2.20)

где t

й

– температура кубового остатка, находится как температура насы-

щения по aw ;

c

= c

aw + c

100 −aw ,

(2.21)

о

b

w

a

т

100и100

−

потери теплоты в

кружающую среду принимаются 5 % от общего

и

количества тепла.

Из уравнен я теплового баланса определяется расход греющего пара на

з

процесс ректификац

п

D =

1,05

Q4 +Q5 −Q1 −Q3

.

(2.22)

(iп

−iк)

е

Р

Расходводы, поступающей в дефлегматор,

′

G

R r

Gд

=

с d(t

2

−dt ).

(2.23)

в

1

асход воды, поступающей в конденсатор-холодильник,

G

к- х

=

Gd rd +сd td −td

(2.24)

св (t2 −t1)

Общий расход охлаждающей воды в установке

206

G = Gд +Gк- х

(2.25)

Диаметр ректификационной колонны

D =

4 V

,

(2.26)

π ω

р

У

где V – секундный расход паров,

движущихся по колонне;

ωр – рабочая

скорость паров.

Т

Объем паров находится из уравнений объединенного закона газового со-

стояния

Н

рV

=

рн Vн

,

Б

T

T

н

откуда

й

и

V = рн Vн T

,

(2.27)

Tн

где р, V, Т

р

- давление, объем,

абсолютная температура пара при заданных

условиях;

рн, Vн, Тн

о

мальных условиях; Vн

= 22,4 Z, здесь Z –

- то же п и н

т

молярный расход паров по к л нне,

з

Z

=

G

d

(R +1)

,

(2.28)

μ

см

о

и

aср

100 −aср

,

(2.29)

п

μсм =

μa

+ μb

100

100

Т = tср +273 ,

(2.30)

е

µa и

µb – соответственно мольная масса летучего и нелетучего ком-

Р

зд сь

пон нтов.

Средняя температура и массовое содержание летучего верхней, нижней

частей колонны и в целом по колонне

t

ср в

=

td +t f

;

t

ср н

=

t f +tw

;

2

2

207

t

ср

=

tср в +tср н

;

(2.31)

2

а

ср в

=

аd + а f

;

а

ср н

=

а f + аw

;

2

2

а

=

аср в + аср н

.

(2.32)

ср

2

У

Предельная скорость паров в колонне

ωпр

определяется по графику (рисунок 3-9 [2])

Н

для принятого расстояния между тарелками

1 – h = 0,6 м

2 – h = 0,4 м

1

3 – h = 0,3 м

h. На графике ρ

и ρ

- плотность паров и

Б

4 – h = 0,2 м

2

п

ж

3Т

4

жидкости. Плотность паров летучего ком-

ρп/ρж

понента

й

и

(2.33)

ρ

п а

=

μ

а

Т

н

,

22,4

Т

р

d

здесь Тd = td + 273

, µа

–

мольная

масса

летучего

компонента;

о

μ

Т

Тн - температура при нормальных усл виях.

То же для нелетучего к мп нента

з

b

н

т

ρ

п b

=

,

(2.34)

22,4 Тw

здесь Тw = tw +и273 ; µb – мольная масса нелетучего компонента.

п

Пл тн сть жидк сти

е

о

ρ

ж

=

ρа +ρb

.

(2.35)

Р

2

абочая скорость паров

ωр = (0,8...0,9)ωпр

(2.36)

208

2.2 Выбор оптимального варианта ректификационной установки для перегонки бинарной смеси

Рабочее (действительное) флегмовое число R > Rмин (формула 2.6). От значения R зависят капитальные затраты и эксплуатационные расходы на ректи-

У

фикацию (рисунок 2.3). Эксплуатационные расходы (линия 1) прямо пропор-

руб

циональны R и определяются расходом теплоноси-

Т

теля (греющего пара) на испарение жидкости в кубе-

3

испарителе. Капитальные затраты (кривая 2) в зави-

симости от R имеют

минимум, соответствующий

2

Б

минимальному рабочему объему колонны. Суммар-

1

ные (приведенные) затраты вНзависимости от значе-

Rмин

Rопт

R

ния флегмового числа (кривая 3) также будут иметь

и

Рисунок 2.3 - Определение опти-

минимум, который в общем случае не совпадает с

мального флегмового числа по ми-

р

нимуму приведенных затрат

минимумом капйтальных затрат.

В качестве критерия

оптимизации

ационально принять минимум приве-

денных затрат, которые рассчитывают по формуле

и

П = ЕК + Э,

руб/год,

(2.37)

з

где

Е - нормат вныйткоэффициент эффективности капиталовложений, ко-

о

- капитальные затраты, руб;

торый можно пр нять равным 0,15 год-1; К

Э -

эксплуатаци

нные атраты, руб/год.

е

Для исслед вания влияния флегмового числа на геометрические размеры

р ктификационной колонны необходимо по методике описанной выше опреде-

Р

лить д йствительное число тарелок при различных значениях флегмового числа

R. Для принятых значений флегмового числа определить площадь сечения ко-

лонны по формуле

S =

Gd (R +1)

,

(2.38)

ρ

п

w

п

209

где wп – скорость паров, отнесенная к полному поперечному сечению колонны; ρп – плотность паров.

Скорость паров в колонне вычисляется по уравнению

wп = С

ρж

,

(2.39)

ρп

У

где

С – коэффициент, зависящий от конст-

С

Т

рукции

тарелок (колпачковые,

ситчатые)

и рас-

0,10

В

0,08

Н

стояния между ними h (принять h = 0,2…0,6 м и

0,06

Б

Б

оставлять постоянным при изменении R); опреде-

0,04

ляется

по графику,

представленному

на

рисун-

0,02

А

ке 2.3;

100 300

500 700

дкости

h, мм

ρж

и ρп – плотность жидкости и паров; опре-

Рисунок 2.3 – Значение коэффициента С

р

п та-

в формуле (2.39)

делить при средней концентрации ж

А, Б – колпачковые тарелки,

й

В - ситчатые тарелки

ния аf по формуле:

ρж = ρf = ρa

a f

+ ρb

100 − a f

,

(2.40)

100

100

и

здесь ρa и ρb – пло носоь жидких летучего и нелетучего компонентов сме-

з

tf

– температура кипения смеси при кон-

си при температуре tf

(табл. III [7]);

о

центрации xf (таблица 2.1);

п

ρп =

μср 273

,

(2.41)

е

22,4

(273 + t f )

Р

зд сь μср – средняя молярная масса при концентрации в парах летучего y f

μср =μа

y f

+ μb (1 − y f ),

(2.42)

где

μа и μb –

молярная

масса

летучего

и

нелетучего

компонентов

(табл. XL [7]).

Для полученных сечений колонны объем ее активной части

210

V = S H = S h (n −1),

(2.43)

крышка

где Н – высота активной части колонны;

h – рас-

стояние между тарелками.

тарелка

Геометрические

размеры

определяют

металлоем-

h

цилиндриче-

кость колонны,

а значит ее стоимость. Капитальные за-

ская часть

траты складываются из стоимости колонны Цк, стоимо-

D

сти трубопроводов, арматуры, КИП, фундаментовУ, затрат

на доставку и монтаж установки, которую можно оце-

днище

Т

нить в 60…80 % от стоимости колонны, и стоимости

вспомогательного оборудования (испарителя Ци, дефлегматораНЦд, подогрева-

теля исходной смеси Ц

пи

, холодильников дистиллята и кубового остатка Ц

хд

и

Б

Цхк, насосов Цн1,

Цн2 )

й

К =1,7 Ц

к

+ ∑

Ц

всп.об

(2.44)

и

В стоимость

вспом

роборудования, ∑Цвсп.об ,

достаточно

включить только

ь испарителя и дефлегматора, т.к. при изменении

го

флегмового числа

ли конструкции колонны другое оборудование остается

гательн

практически неи менным. В этом случае

стоимос

з

К =1,7 Цк + Ци + Цд

(2.45)

Стоимостьоколонны

Цк определяется как произведение массы колонны

Мк

п

на ц ну за единицу массы цк , т.е.

е

Цк = цк Мк

(2.46)

Р

Масса колонны равна сумме массы корпуса и всех тарелок

Мк = Мкорп + n Мтар

(2.47)

Цд = цт.а Fд

Ци = цт.а Fи;

(2.51)-(2.52)

цт.а

211

Масса корпуса складывается из масс цилиндрической части, крышки, дни-

ща

Мкорп = Мцил + Мкр + Мдн

(2.48)

Масса цилиндрической части колонны определяется ее высотой, зависящей

от числа тарелок n

и межтарельчатым расстоянием h , а также диаметром ко-

лонны D

и толщиной стенки обечайки δ

У

М

= π D

+ H

+ H

Т

(2.49)

цил

(n −1)h

сеп

δ ρ,

куб

где

ρ

-

плотность

материала колонны,

для

стали можно принять

ρ = 7850 кг/м3 ;

H

Н

сеп

- высота сепарационного пространства (расстояние от верх-

Б

ней тарелки до крышки), принять

Hсеп = D

, м; Hкуб -

высота куба-испарителя

(расстояние от нижней тарелки до дн ща),йпр нять Hкуб = 2 D , м; δ

- толщина

и

стенки, принять δ = 0,008...0,012 м;

4 S

D =

.

π

р

Массу крышки

днища м

приближенно рассчитать по формуле

жно

(2.50)

М

+ М

≈ 2 D δ ρ

т

дн

кр

М

Масса тарелкиизависит от ее конструкции и диаметра и может быть

тар

з

определена из [5].

о

Стоимость испарителя Ци и дефлегматора Цд зависит от поверхности их

п

и

F , соответственно,

и цены за 1 м2

кожухотрубного тепло-

т плообм на

F

е

и

д

Р

обменного аппарата

212

Эксплуатационные затраты при оптимизационных расчетах можно представить только суммой затрат на греющий пар и воду, охлаждающую дефлегматор, т.к. они наиболее зависят от величины флегмового числа,

Э = Цп D + Цв G τ,

руб/год

(2.53)

где

D и

G - расход греющего пара в испаритель и охлаждающей воды в

Т

дефлегматор (находятся из уравнений теплового баланса соответствующего те-

Н

плообменного аппарата), кг/ч; Цп

и Цв - цена пара и охлаждающейУводы,

руб./кг, (постоянно корректируются); τ

- число часов использования установки,

ч/год.

Б

Тепловая нагрузка на испаритель, Вт

й

и

Q

=

D

r

,

(2.54)

3,6

гр

где

р

rгр - теплота конденсации г еющего пара.

Поверхность теплообмена испа ителя

т

и

F

=

Qи

,

(2.55)

ои

k

t

з

и

и

ле, оС,

коэфф

где

kи -

ц ент теплопередачи от конденсирующегося греющего па-

ра к

кипящему

tи

= t

гр

−tw

,

(2.56)

раств ру, Вт/(м2·К), [5];

t

- температурный напор в испарите-

Р

здесь tгр

- температура греющего пара,

оС, определяется по давлению па-

ра [9].

Тепловая нагрузка на дефлегматор, Вт

Q

д

=

Gd

R r

,

(2.57)

3,6

d

213

Расход охлаждающей дефлегматор воды, кг/ч

3,6 Qд

(2.58)

G = cв

(tв′′ −tв′ )

где cв - теплоемкость воды,

cв = 4,19

кДж/(кг К);

tв′ и tв′′

- температура ох-

лаждающей воды на входе и выходе из дефлегматора, оС.

У

Поверхность теплообмена дефлегматора

Qд

,

F

=

k

Т

(2.59)

д

д

t

д

t

где

kд

-

коэффициент теплопередачи от кон-

td

Н

∆tм

денсирующихся

паров

к

охлаждающей

воде,

t"в

∆tб

Вт/(м2·К), [5];

Б

t

д - температурный напор в дефлег-

t'в

маторе, оС,

й

Fд

и

∆t

− ∆t

м

рб

(2.60)

tд

=

о

n

∆tб

∆tм

т

Анализ

мального

флегмового

числа

с

точки

зрения

технико-

и

экономических п ка ателей целесообразно осуществлять по приведенной выше

методике с

з

м щью ПЭВМ.

опт

3. М тодические указания по расчету конвективных сушильных уста-

новокп

Задание

е

ассчитать конвективную сушилку для сушки зернистого материала сме-

Рсью дымовых газов с воздухом (рисунок 3.1) при следующих данных:

− производительность по влажному материалу - G1;

− влажность материала на общий вес начальная - w1 ;

214

− влажность материала на общий вес конечная - w2 ;

− средний диаметр частиц материала - d .

топка и смесительная

сушильная камера

камера

топливо

G1, w1, θ1

t2, d2, φ2, I2

уходящий сушильный

агент

t1, d1, φ1, I1

t

, d

, φ , I

o

G2, w2, θ2

высушенный материал

o

o

o

атмосферный

смесь дымовых

У

газов с воздухом

воздух

Рисунок 3.1 – Принципиальная схема конвективной сушильной установ-

ки на смеси дымовых газах с воздухом

Т

3.1 Материальный баланс сушилки

Н

Б

Количество влаги, испаряемой из

,

w1 − w2

(3.1)

W = G1 100 −йw

2

Производительность сушилки

высушенному материалу

материала

G = G −W

(3.2)

р2 1

3.2 Построение

еоре

ического и действительного процессов сушки в

по

I,d – диаграмме влажного воздуха

т

и

Задаются параметрами наружно-

I

К

го воздуха to и do

(точка А на рисун-

В′

з

В

t1

ке 3.2).

Температура

сушильного

о

агента (смесь дымовых газов с возду-

п

f

е

D

Е

t2

еtо

С′

С

ϕ = 100 %

хом) на входе в сушильную камеру t1

А

принимается для данного типа высу-

Р

do

d2д d2

d

шиваемого материала согласно реко-

мендациям в специальной литературе

Рисунок 3.2 - Построение теоретического и

действительного процессов сушки в

[5].

I,d

- диаграмме влажного воздуха

Определяется

коэффициент рас-

215

хода воздуха в дымовых газах, выходящих из смесительной камеры (на входе в сушильную камеру) (точка В).

При использовании газообразного топлива формула для определения общего коэффициента расхода воздуха, необходимого для получения газов с температурой t1 имеет вид:

Т

Q р η + с t −

0,09n

У

1

−∑

C H

с t

в т т т

12m +n m

n

сг сг

α =

−

d

о

Lо

tсг

+

iп − Iо

ссг

1000

,

(3.3)

0,09n

Н

∑

C H

i −W (i′

− i )

п

т п п

−

12m +n m n

d

о

ссг tсг +

iп

−

Iо

Lо

1000

й

где

Q р - высшая теплота сгорания топлива;Бη = 0,95 - КПД топки;

с и

в

и

т

т

tт - теплоемкость и температура газообразного топлива; ссг и tсг - изобарная

теплоемкость и температура

р

нимается tсг = t1; iп - энтальпия

газов, пр

дымовых

Wт =0 - масса водяного пара,

водяного пара при температуре

t1

,

iп

=2493+1,97t1;

т

- энтальпия атмосферного воздуха, опреде-

содержащегося в газе (

опливе);

Iо

и

ляется по

з

очке А, рисунок 3.2);

Lо – теоретическое количе-

I,d - д

аграмме (в

его

n

ство воздуха на сж ган

е 1 кг газообразного топлива (формула 1.4).

Те ретическ е количество воздуха на сжигание 1 кг газообразного топлива

при известн м

с ставе

е

п

m +

4

(3.4)

CmHn

∑ 2 m +n

Lо =1,38 0,0179CO +0,248 H2 +

Удельный (на 1 кг сжигаемого топлива) расход сухих газов при температу-

Рре t при сжигании газообразного топлива

1

G

=1+ α L

− ∑

0,09n

C

m

H

n

(3.5)

сг

о

12m +n

216

Удельный расход водяных паров, образующихся при полном сгорании 1 кг газообразного топлива при температуре t1

G

вп

=∑

0,09n

C

m

H

n

+

α Lо dо

.

(3.6)

12m +n

1000

У

Влагосодержание дымовых газов при t1 (точка В на рисунке 3.2)

d

=1000

Gвп

(3.7)

1

Gсг

Н

Теплосодержание дымовых газов в точке В

Т

Q р η + с t + α L I

Б

в

т

т т

I

1

=

o o

(3.8)

Gсг

По d1и

й

I1 наI,d

– диаграмме находится точка В (рисунок 3.2),

соединив

Для построения теоретическ

смешенияп оцесса сушки из точки В проводится

которую с точкой А, получаем линию

атмосферного воздуха с дымо-

выми газами, выходящими из топки (точка К). Точку К на диаграмме находить

не обязательно.

термой

2

2

линия I =const

го

в точке С. Температура t

выбира-

до пересечения с из

t

и

ется таким образом, ч обы разница между ней и точкой росы для состояния

воздуха в точке С былатне менее 40 оС.

Для

построен

я действ тельного процесса сушки находится величина

з

∆ = с

θ

+ q

−

+ q

+ q

(3.9)

q

м

,

где

в

1

доп

тр

5

– изобарная теплоемкость воды;

θ1 – температура материала на

Р

св

– удельная (на 1 кг испаренной из материала влаги) теп-

входе в сушилку;

q

п

доп

лота, вносимая в дополнительном, встроенном в сушильную камеру, подогре-

вателе, чаще

qдоп =0 ;

qм – удельные потери теплоты с материалом

q

м

=

G2

с

м

(θ

2

−θ ),

(3.10)

W

1

здесь см – теплоемкость высушенного материала,

217

с

м

=

ссух (100 − w2)+ 4,19 w2

.

(3.11)

100

ссух – теплоемкость сухой части материала (находится в справочной лите-

ратуре).

У

В расчетах можно принимать температуру материала на входе в сушиль-

ную камеру θ1 = to , а на выходе из нее на 30…40

оС ниже температуры сушиль-

ного агента, находящего над выходящим материалом.

Т

Н

Потеря теплоты с транспортным устройством

qтр учитывается, если есть

Б

транспортное устройство, выходящее наружу и остывающее. В конвективных

сушилках, предназначенных для сушки дисперсного материала транспортное

устройство, как правило, отсутствует, т.е. qтр =0 .

Удельная потеря теплоты сушильной камер

в окружающую среду

q5 от

наружного охлаждения конструкции

ой

∑

αi Fi

(tст −tо.с)

q5 =

и

,

(3.12)

т2

W

здесь

αi – коэффициент

еплртдачи от поверхности соответствующего

ограждения к окружающейосреде, можно найти по эмпирической зависимости

з

Fi - площадь поверхности ограждения;

tст –

αi =8,4+0,06(tст −tо.с), Вт/(м К) ;

средняя температураиповерхности ограждения, из условия безопасной эксплуа-

п

С ; tо.с – температура окружающей сре-

тации сушилки принимается tст =45...48

о

е

о

ды.

Р

Так как геометрические размеры сушилки пока неизвестны, потери тепло-

ты в окружающую среду q5 предварительно принимаются с последующей про-

веркой.

Затем на линии ВС (рисунок 3.2) выбирается произвольная точка е и проводится отрезок еf, длина которого измеряется.

218

Из уравнения еЕ Мi =

∆

еf

Md

находится длина отрезка еЕ , где Мi

и Md

1000

– соответственно, масштаб оси энтальпии и влагосодержания I,d – диаграммы.

Если ∆ < 0, то отрезок еЕ откладывается вниз и через точки В и Е прово-

дится прямая до пересечения с изотермой t2

(рисунок 3.2). Линия ВС′ - дейст-

У

вительный процесс сушки, на основании которого определяется влагосодержа-

ние сушильного агента на выходе из сушилки d2 ,

используемое для определе-

ния расхода сушильного агента (формула 3.16).

Н

3.3 Тепловой баланс сушилки

Т

Тепловой баланс конвективной сушилки на 1 кг испаренной из материала

влаги

й

(3.13)

q = q

+ q

+ q

+ q

+ q

,

1 2

и

5

Б

м

тр

где q1

– полезная теплота, пошедшая на

спарение 1 кг влаги из материа-

ла,

р

о

кДж/ кг ,

(3.14)

q1 = iп − свθ1 = 2493 +1,97 t2 − 4,19 tо,

т

q2 – потери тепло ы с ух дящим сушильным агентом,

и

q2 = с2 (t2 −to ),

(3.15)

здесь

з

- удельный расход сушильного агента, кг/кг;

с2 – массовая теплоемкость сушильного агента, покидающего сушилку

п

=

1000

(3.16)

d

2д

−d

е

1

(см си дымовых газов с воздухом), можно принять равной теплоемкости возду-

Р

ха и опр д лить по формуле

с

возд

=1,0056 +1,97

d1

;

(3.17)

1000

qм, qтр и q5 – описаны ранее. КПД сушильной камеры

219

η

=

q1

100 =

q1

100

(3.18)

СК

q

q

+ q

2

+ q

м

+ q

тр

+ q

1

5

Тепловой баланс сушильной установки (сушильная камера + топка)

Q р

В

q

=

н

=

У

СУ

W

,

т

(3.19)

= q + q + q

+ q + q

+ q

м

+ q + q

1

2

тр

5

3 4

5

Т

где

Q р – теплота сгорания топлива;

В – расход топлива;

q

- потери теп-

н

3

лоты в топке от химической неполноты сгорания;

q4 – потери теплоты в топке

Б

qт

– потери те-

от механического недожога (при сжигании твердого топлива);

5

плоты в топке от наружного охлаждения (через ограждающиеНконструкции).

КПД сушильной установки

СУй

и

η

=

q1

100

(3.20)

р

СУ

q

о

т

азме ов сушильной камеры

3.4 Расчет геометрических

Методика определения ге метрических размеров сушильной камеры для

конвективной сушки д сперсных (сыпучих) материалов определяется видом

з

пневмотранспортная, аэ-

сушилки (барабанная,

в к пящем слое (рисунок 3.3),

риала во

взвешенном

состоянии (в кипящем слое) можно осуществить сле-

рофонтанная).

и

п

пределение геометрических размеров камеры для сушки мате-

На ример,

е

дующим образом.

Р

Крит рий Архимеда

Ar

=

d3 ρм g

,

(3.21)

ν2

ρ

г

г

220

где d – средний диаметр частиц материала; ρм – плотность материала;

νг

и ρг – вязкость и плотность газов при температуреt2 .

влажный

в дымовую трубу

t2

материал

8

У

5

Т

6

4

7

Н

1

3

t1

топливо

Б

высушенный

на

материал

горение

2

на смешение

емное уст ойство; 8льной– ц клон

to, do воздух

и

Рисунок 3.3 – Принципиальная схема суш

установки с кипящим слоем

1 – топка; 2 – смесительная камера; 3 – газораспределительная решетка; 4–

камера

слой материала; 5 – сушильная

; 6 – п тательное устройство; 7 – при-

С помощью номограммы

Ly = f (Ar, ε) [2] определяется критерий Лященко

т

а по нему -

скорость газов (су-

Ly

для рабочей порознос и сл я ε =0,55...0,75,

и

шильного агента) на полноеосечение газораспределительной решетки

υ = 3

Ly νг g ρм .

(3.22)

п

ρг

Пл щадь решеткиз

о

S реш

=

W

υ .

(3.23)

Р

3600 ρ

г

Диам тр решетки

е

D

реш

=

S реш

(3.24)

0,785

Высота кипящего слоя

Hсл=4 hст,

(3.25)

221

где hст – высота гидродинамической стабилизации слоя, определяется по формуле hст =20dотв, в которой dотв – диаметр отверстия решетки (принимает-

ся).

Высота сепарационного пространства					У
	Hсеп = 4 Hсл				Т	(3.26)
Полная высота сушильной камеры (над газораспределительной решеткой)
	Н = Нсл	+ Нсеп		Б		(3.27)
Методика определения геометрических размеров барабанной сушилки
приводится в [2, 5, 6], пневмотранспортной (трубы-сушилкиН) – в [2, 6].
			й
Далее осуществляется расчет и выбор топочного устройства, аэродинами-
	и
ческий расчет сушильной установки выбор вспомогательного оборудования
(вентилятора, дымососа).	р
3.5 Целесообразность использован			я газовых двигателей в когенерации

с сушильной установкой

Одним из направлений п вышения эффективности использования топлива

и

в сушильных установках являеося внедрение когенерации, суть которой в дан-

ном случае состо т в томчто, в качестве сушильного агента можно использо-

го

вать выхл пные га ы га ового двигателя, как внутреннего сгорания, так и газо-

п

турбинн

(рисунзк 3.4). При этом в газовом двигателе будет вырабатываться

е

электрическая энергия, которая может использоваться для собственных нужд

сушильной установки и предприятия в целом.

газовый двигатель

сушильная камера

электроэнергия

G1, w1, θ1

t2, d2, φ2, I2

уходящий сушильный

топливо

агент

Р to, do, φo, Io

t1, d1, φ1, I1

G2, w2, θ2

высушенный

материал

выхлопные газы

атмосферный воздух

двигателя

Рисунок 3.4 – Принципиальная схема конвективной сушильной установки на выхлопных газах двигателя

222

Для определения целесообразности использования газового двигателя в когенерации с сушильной установкой необходимо сравнить расход топлива двигателем в режиме когенерации с суммой расходов топлива сушильной установкой, оборудованной индивидуальной топкой, и топлива на объекте энерго-

У

системы для выработки эквивалентного количества электрической энергии.

Электрическая мощность газового двигателя

Т

N эл

=l

ГД

L

η

oi

η

эм

,

(3.28)

ГД

где

lГД

- удельная работа 1 кг рабочего тела в цикле газового двигателя,

кДж/кг;

L - расход рабочего тела (расход сушильного агента), принимается из

расчета сушилки, кг/с;

ηoi

- внутренний относительныйНКПД газового двига-

теля, можно

принять

ηoi

;

й

=0,82...0,88

ηэм

-

Бэлектромеханический КПД,

ηэм =0,95...0,98 .

и

р

Для определения удельной аботы газового двигателя необходимо принять

параметры цикла и рассчи

о

асходы подведенной qг

и отведенной

удельные

тать

1

qг в цикле теплоты.

2

з

Тогда удельная работа 1 кг рабочего тела в цикле газового двигателя

и

l

ГД

=q

г

−qг

(3.29)

п

1

2

q1

Термический КПД газового двигателя

е

о

η

ГД

=

l

ГД

(3.30)

t

г

асход условного топлива газовым двигателем, входящим в состав когене-

рационной установки

Р

qг

L

B

ГД

=

1

,

(3.31)

Q

усл

где Qусл - теплота сгорания условного топлива, Qусл =29330 кДж/кг .

223

Для выработки аналогичного количества электрической энергии на КЭС будет израсходовано топлива

Bкэс = b N

ГД

τ ,

(3.32)

эл

кэс

где bкэс - удельный расход условного топлива на выработку 1 кВт·ч элек-

трической

энергии в энергосистеме

(на

У

КЭС), можно

принять

bкэс =0,32...0,34 кг/кВт ч.

Т

Расход топлива в сушильной установке в случае оборудования ее собст-

венной топкой определяется в расчете сушилки (формула 3.19) и переводится в

условное топливо.

Б

Нкэс

й

и делает-

Всуш+ Bэл

Осуществляется сравнение расходов топлива

BГД

топлива

.

ся соответствующий вывод об экономии

р

по

асчету компрессионной холодильной ус-

4. Методические указания

тановки

т

Задание

и

з

Рассчитать компресс онную холодильную установку при следующих дан-

ных:

о

−

х л д прои водительность установки – Qo ;

− средняя температура охлаждаемого помещения - toп;

е

средняя температура охлаждающей воды - t

;

Р

−

п

в.ср

−

переохлаждение конденсата - ∆t .

Принципиальная схема одноступенчатой аммиачной компрессионной хо-

лодильной установки изображена на рисунке 4.1.

Компрессор одноступенчатого сжатия I, приводимый в действие асинхронным электродвигателем II, засасывает из испарителя V холодильный агент

224

– пары аммиака NH3. Жидкий аммиак кипит в испарителе при температуре to и

давлении рo под воздействием энергии в виде теплового потока, полученного от рассола. Рассол – раствор CaCl2 (или NaCl) в воде циркулирует по системе охлаждения камер холодильника VII при помощи центробежного насоса VI,

Охлаждающая

У

вода

IX

3

III

X

VIII

I

2

II

Т

Охлаждающая вода

3’

V

Н

1

IV

4

VI

Б

VII

й

Рисунок 4.1 - Принцип альная схема одноступенчатой

парожидкостной

холодильной установки

ессионной

отнимая теплоту от продук

в,

р

нах дящихся в камерах. Сжатые в компрессоре

до давления конденсац

р

пары аммиака при температуре перегрева t

компк

2

направляются

маслоотделитель X в конденсатор III, охлаждаемый водой

из системы

б р итного водоснабжения.

Сконденсировавшийся аммиак

при

температуре t

с бирается в ресивере IX,

представляющем запасную емкость,

кчерез

откуда черезоереохладитель VIII транспортируется к регулирующей станции,

им я т м

ратуру t ′. В регулирующем вентиле IV жидкий аммиак дросселиру-

п

3

тся до давления рo и температуры to , при этих параметрах он поступает снова

е

в испаритель.

Р

Значения энтальпии

i

в различных точках холодильного цикла (рису-

нок 4.2)

определяются

с

помощью диаграммы

T, s для аммиака

(или

225

i,lg p - диаграммы). Индексы значений

i1, i2

и т.д. и t1= t2 и т.д. соответствуют

точкам на диаграмме.

Т

Рк

t2

2'

2

У

tк

3

Ро

t3'

3'

t0

4

1

Т

i=

const

Н

S

Рисунок 4.2 - Цикл одноступенчатой парожидкостной

компрессионной холодильной установки

Б

Для построения цикла в

T ,s -

д

аграмме хладагента определяются сле-

дующие параметры:

й

и

температура рассола

−

t

р

=t

−(2...3)...(5...7) оС ;

oп

р

−

температура аммиака в испарителе

t

=t

р

−(2...3)...(5...7) оС ;

с помощью T ,s –

о

о

диаграммы амм акатпо t находится его давление в испарителе р ;

o

o

−

температура к

нденсации

аммиака t

к

=t

в.ср

+(2...3)...(5...7) оС ; на T ,s – диаграмме

аммиака

з

tк

находится его давление в конденсаторе рк.

о

Строится цикл компрессионной холодильной установки в T ,s - диаграмме:

−

п

до пересечения с верхней пограничной кривой в точ-

проводится изобара рo

ке1;

−

проводится изобара

р

к

до пересечения с нижней пограничной кривой в точ-

Р

ке 3;

226

−из точки 1 проводится адиабата (вертикаль) до пересечения с изобарой рк в

точке 2';

−из точки 3 по нижней пограничной кривой опуститься на ∆t (величину переохлаждения конденсата) до точки 3';

−из точки 3' по линии i = const (процесс дросселирования) опуститьсяУдо пересечения с изобарой рo в точке 4. Т2, Н

Удельная массовая холодопроизводительность

й

qo = i1

−i4 ,

кДжкг .

Б

(4.1)

ха

и

Массовый расход аммиака в системе

р

G

=

Q

,

кг .

(4.2)

о

qo

с

т

Удельная объемная холодопроизводительность

з

о

= qo ,

кДж3 .

(4.3)

и qv

п

v1

м

Действительная объемная производительность компрессора

е

Vд

= v1 Gха

(4.4)

Р

Коэффициент подачи

λ = λv λω λпл ,

(4.5)

где λv - объемный коэффициент компрессора; λω - коэффициент подог-

рева; λпл - коэффициент плотности;

227

				рк
	λ	=1	− с		−1	,	(4.6)
				р
	v
				о

где с – коэффициент, учитывающий наличие вредного пространства (в до-

лях),

с=1,5...8% . Для крупных горизонтальных машин с=1,5...3% ;

мелких гор и-

зонтальных с=5...8% ; вертикальных простого действия с=2...6% .

λ

=

То

;

(4.7)

ω

Т

к

У

здесь То = to +273; Тк = tк +273 - абсолютные температурыТкипения хлада-

гента в испарителе и конденсации его в конденсаторе.

Н

Коэффициент плотности принимается

λпл = 0,95...0,98.

Теоретическая объемная производ

Б

тельность компрессора

Vд

й

Vт

=

λ

.

(4.8)

и

То же через характеристики к мп ессо а

р2

м

3

V

= π D

s n z ,

;

(4.9)

с

240

о

м;

s – ход поршня компрессора,

где D – диаметр ц л ндра компрессора,

м; n

т

z – число ци-

– число оборотов коленчатого вала компрессора, об/мин;

и

линдров компресс ра.

з

Откуда диаметр поршня

о

240 Vт

п

D =

,

м

(4.10)

π s n z

Из таблиц [2, 13] выбирается компрессор.

е

Р

абота, затрачиваемая компрессором на адиабатное обратимое сжатие 1 кг

хладагента в процессе 1-2′

= i

2′

− i

,

кДж

(4.11)

1

кг

Теоретическая мощность компрессора

228

Nт = Gха ,

кВт

(4.12)

Индикаторная мощность компрессор

N

i

=

Nт

,

кВт

(4.13)

η

i

где

ηi – индикаторный

КПД

компрессора,

равный

ηi = λω + b to ,

Т

λω - коэффициент подогрева;

b

– коэффициент, который для компрессоров:

горизонтальных двойного действия

Н

У

−

b =0,002 ;

−

аммиачных вертикальных простого действия b =0,001;

Ni

Б

−

фреоновых вертикальных простого действия b =0,0025.

Эффективная мощность компрессора

й

N

=

и

(4.14)

е

η

м

где

рN

ηм – механический КПД,

η

м

=0,98...0,99 .

о

Мощность на валу двигателя

редачи

N

д

= (1,1...1,12)

е

,

кВт,

(4.15)

ηп

з

где

η

– КПД пе

т, η

=0,98...0,99 .

п

п

о

Теоретический холодильный коэффициент

п

q

ε

т

=

o

.

(4.16)

е

Р

Д йствительный холодильный коэффициент

εд = εт ηi ηм.

(4.17)

Выбираются теплообменные аппараты (конденсатор, переохладитель, ис-

паритель), включенные в схему холодильной установки (рисунок 4.1).

Многоступенчатое сжатие

При понижении температуры кипения хладагента в испарителе to и повы-

шении температуры конденсации его в конденсаторе tк

соответственно умень-

229

шается давление рo и возрастает давление рк, что приведет к увеличению от-

ношения давлений рк / ро. Большое значение степени повышения давления зна-

чительно снижает экономичность компрессора, а значит компрессионной холо-

дильной установки (КХУ) в целом. Кроме того с увеличением рк / ро увеличи-
			к	о			У
вается температура в конце сжатия (точка 2, рисунок 4.2), что ухудшает усло-
						Т
вия смазки компрессора и может вызвать самовозгорание масла, смазывающего
подвижные части компрессора. Поэтому при р			/ р		=7...100	используют двух-
					Н
ступенчатые установки с промежуточным (между ступенями сжатия) охлажде-
нием паров хладагента.			Б
На рисунке 4.3 представлена принципиальная схема компрессионной хо-
		й
лодильной установки с двухступенчатым сжатием и двойным регулированием,
а на рисунке 4.4 цикл данной установки в		T, s - д	аграмме хладагента.
	р
В двухступенчатой КХУ сжатие па ов хладагента осуществляется сначала
	до
в первой ступени Iа от рo	пр, а затемиво второй ступени Iб от рпр до рк.

Между ступенями сжа ия пары хладагента охлаждаются водой в теплообмен-
		ми
нике (промежуточном холод льнике) (процесс 2-2'). Затем они смешиваются с
	з
парами, вышедш			тпромежуточного сосуда V (состояние 6") и смесь 2" на-
	о
правляется на всас компрессора верхней ступени, где сжимаются (процесс
	п
2"-3). В результате наблюдается экономия в работе по сравнению с односту-
пенчатым сжатием, соответствующая площади фигуры на цикле 2-2"-3-3'.
ме
Р	Двухсту енчатое регулирование (дросселирование), представленное на
сх	(рисунок 4.3),		уменьшает потребляемую установкой мощность, так как

пар, образовавшийся при верхнем дросселировании, отделяется и сразу поступает в компрессор верхней ступени, т.е. не проходит через компрессор нижней ступени, где нужно было бы затратить энергию на его сжатие от рo до рпр .

Холодильный коэффициент такой установки определяется по формуле

230

охлаждающая вода

II

III

4

Iб

3

охлаждающая

6''

2"

У

вода

5

VII

2'

охлаждающая

IVб

вода

6

V

2

6'

Т

VI

Iа

Н

IVа

7

1

VIII

Б

IX

й

Рисунок 4.3 – Принципиальнаяисхема компрессионной холодиль-

ной установки с двухступенчатым сжатием и двойным регулиро-

рванием

Iа и Iб – компрессоры нижней и верхней ступеней сжатия; II – конденсатор; III

– переохлад ель; IVб

о

IVа – дроссельные вентили верхней и нижней ступе-

ней; V – промежу очный сосуд; VI – испаритель; VII – промежуточный холо-

дильник; VIII – рассольныйтнасос; IX – охлаждаемое помещение

и

з

ε = q0

,

(4.18)

о

q0

= (1− x6)(i1 −i7)

(4.19)

п

= (1− x

)(i

−i )+1 (i

′′)

(4.20)

и

−i

где

6

2

1

3

2

Р

Тогда

ε =

i1 −i7

(i − i ′′)

(4.21)

i − i +

1

2

1

1− x

3

2

6

Степень сухости хладагента после дросселя верхней ступени находится из

уравнения теплового баланса промежуточного сосуда

231

1 i

= x

i

′′ +

(1− x

)i

′,

(4.22)

6

6

6

6

6

откуда

x

=

i −i

′

.

(4.23)

6

6

6

i ′′ −i ′

6

6

Т.к. i

= i

, то

x

=

i −i

′

(4.24)

5

6

6

5

6

i ′′

−i ′

У

6

6

i7 = i6′

- определяется по рпр

рпр =

ро рк .

Т

(4.25)

Для определения энтальпии i2′′

составим уравнение теплового баланса

точки смешения потоков пара из промежуточного сосудаНи после промежуточ-

ного холодильника:

Б

x i ′′ + (1− x

)i ′

=1 i

′′,

6

6

6

2

2

й

и

′′)

откуда

i

′′ = i ′ − x

(i ′

−i

(4.26)

2

2

6

2

6

р

о

где

i2′ - энтальпия паров хладагента

Т

Рк т

после промежуточного холодильника оп-

Р

ределяется по T, s -

диаграмме при

рпр

и

3

ипр

з

Р0

t ′ = t

к

,

предполагая,

что конденсатор

и

4

tк

2' 2

2

промежуточный холодильник используют

5

о

6

t р

2"

охлаждающую воду из одного источника.

6п' t

2"'

7

0

1

е

i=

const

Р

S

Рисунок 4.4 – Цикл компрессион-

ной холодильной установки с двух-

ступенчатым

сжатием

и

двойным

232

5. Методические указания по расчету абсорбционной холодильной ус-

тановки

Задание

Рассчитать абсорбционную холодильную установку (рисунок 5.1) при сле-

дующих данных:

У

−

холодопроизводительность установки – Qo ;

−

температура рассола на входе в испаритель – tр1

;

Н

температура рассола на выходе из испарителя –

tр2

;

−

Т

Б

;

−

температура охлаждающей воды на входе в аппараты – tв1

−

температура охлаждающей воды на выходе из аппаратов –

tв2 ;

и

−

давление греющего водяного пара – р ;

г

3 −7

пр

14 −10

−

конечные разности температур (

нятьйсамостоятельно):

ре ∆tд=∆tк,

оС.

конденсато

в испарителе – ∆tи; в

е – ∆tк; в абсорбере – ∆tа ; в генераторе –

; в охладителе –

тепл

бменнике раствора – ∆t

; в дефлегмато-

∆t

∆t

; в

и

з

Абсорбционная холод льная установка (АХУ), принципиальная схема ко-

о

торой представлена на р сунке 5.1, работает следующим образом. К ректифи-

кационн й к л нне Iб из абсорбера IX насосом Х через теплообменник VII

п

подводится кре кий раствор давлением рк, т.е. раствор повышенной концен-

трации в состоянии 15, представляющий собой смесь хладагента (аммиака) и

Р

абсорб нта (воды) с концентрацией ξкр. Этот раствор проходит через ректифи-

кационнуюе

колонну. При этом из состояния 15 крепкий раствор нагревается до

температуры кипения, соответствующей ξкр (точка 8) и образуются пары, равновесное состояние которых характеризуется точкой 1. Обогащенные летучим (аммиаком) пары движутся по колонне вверх, а обедненная жидкость стекает вниз в генератор Iа (состояние 9). Изменение состояния раствора в ректифика-

233

ционной колонне и генераторе изображено на i,ξ - диаграмме линией 15-8-9, в том числе 15-8 – подогрев крепкого раствора до кипения при постоянной ξкр, а 8-9 – изменение состояния кипящего раствора за счет уменьшения его концентрации от ξкр до ξсл.

											У
	Для обогащения паров летучим компонентом в колонну необходимо воз-
										Т
вращать флегму, которая образуется при конденсации паров, выходящих из ко-
лонны, в дефлегматоре за счет отвода теплоты с охлаждающей водой. В резуль-
									Н
тате после колонны и дефлегматора концентрация паров значительно повыша-
								Б
ется. Довести концентрацию до единицы, т.е. получить после дефлегматора
идеально чистый пар аммиака теоретически невозможно,										т.к. для этой цели
пришлось бы сконденсировать					в		й			(флегмовое число
						дефлегматоре весь пар
						и
R → ∞). Поэтому концентрацию пара доводят до значения, отличающегося от
единицы на доли процента. Процесс обогащен я паров в колонне изображен
кривой 1-2 на i,ξ - диаграмме.					р
	Генератор, ректификаци нная к лонна и дефлегматор обычно компонуют-
ся вместе таким			т			беспечить естественное движение паров
			образом, ч	бы
вверх, а флегмы			крепкого расвора– вниз.
		з
	После дефлегматора пар аммиака поступает в конденсатор III – процесс
		о
2-3, затем в хладительи, где дополнительно охлаждается парами хладагента из
	п
испарителя – р цесс 3-4. Далее жидкий хладагент дросселируется в V
е
(i = const, ξ = 1 = const, поэтому точки 4 и 5 совпадают). Но эти состояния отно-
сятся к разным давлениям: точка 4 к рк, а тока 5 к ро. Т.е. в точке 4 - охлажден-
Р
ная жидкость (ниже пограничной кривой рк), а в точке 5 –										влажный насыщен-

ный пар (т.к. выше пограничной кривой ро).

После дроссельного вентиля хладагент поступает в испаритель VI, где в результате подвода теплоты извне он кипит и превращается в сухой насыщенный пар (процесс 5-6). Затем пары хладагента поступают в охладитель, где пе-

234

регреваются, охлаждая жидкий хладагент (процесс 6-7) и направляются в а б- сорбер IX. Там происходит смешение паров аммиака со слабым раствором (кубовым остатком), который перед этим охлаждается в VII (процесс 9-10 при ξсл = const) и дросселируется в VIII (процесс 10-11 при i = const и ξсл = const,

							У
т.е. точки 10 и 11 совпадают). Итак, в абсорбере смешивается пар с состоянием
в точке 7 и жидкость в точке 11. При адиабатном смешении состояние смеси на
диаграмме определяется как точка пересечения прямой, соединяющей исход-
						Н
ные состояния (----- на рисунке 5.1) с ординатой, соответствующей концентра-
ции полученной смеси (ξкр). Т.е. на пересечении прямой 7-11Тс ординатой ξкр
получена точка 12, которая при давлении ро						Б
					оказалась выше нижней погранич-
ной кривой, следовательно, смесь в этом состоянии – влажный пар. Для пре-
вращения важного насыщенного пара в						крепкий раствор из абсорбера
				и
отводится теплота, что изображается прямой 12-13. Далее крепкий раствор на-
			р
сосом Х подается через теплообменн к VIIжидкийв ректификационную колонну. Т.к.
		то
в насосе i		≈ const и ξкр = const,	точки 13		14 совпадают. Процесс подогрева
		т
крепкого раствора в тепл бменнике VII 14-15. Применение теплообменника
		и
позволяет снизить удельный п дв д теплоты в генераторе и удельный отвод
теплоты из абсорбера. Следова ельно, чем полнее осуществляется передача
энергии в		з	тем экономически выгоднее. Однако темпера-
		теплообменн ке,
	этом
тура крепк го раств ра после теплообменника не должна превышать темпера-
туру его ки ения при давлении в генераторе, т.е. энтальпия точки 15 не должна
рующего
пр вышать энтальпию точки 8, т.е. i15 ≤ i8 или t15 ≤ t8.
Р

Дляпопределения температур и остальных параметров раствора, циркули- в схеме АХУ, задаются значениями меньшей конечной разности тем-

ператур между греющей и нагреваемой средами в испарителе, конденсаторе, абсорбере, генераторе, охладителе жидкого хладагента (ХА), теплообменнике раствора, в дефлегматоре. Тогда температуры испарения и конденсации ХА

tо = tр	− ∆tи ,	(5.1)
2

235

tк = tв	+ ∆tк	(5.2)
	2

Этим температурам соответствуют давления ро – в испарителе и абсорбере, рк – в конденсаторе и генераторе (таблицы термодинамических свойств или

T,s-диаграмма ХА).

Температура крепкого раствора на выходе из абсорбера (рисунок 5.1)

t13 = tв2 + ∆ta

Т

(5.3)

По давлению ро

и температуре t13

определяют концентрациюУкрепкого

раствора ξкр = ξ13 и его энтальпию i13 (по термодинамическим таблицам или

i,ξ- диаграмме ХА).

Температура слабого раствора на выходе из генератораН

й

t9 = tгр.п

− ∆tг

,

Б

(5.4)

и

где tгр.п – температура греющего пара,

поступающего в генератор, опре-

р

деляется по заданному давлению.

По давлению рк

и темпе ату е t9 оп еделяют концентрацию слабого рас-

т

(

i,ξ-диаграмме или таблицам раствора).

твора ξсл = ξ9 и его эн альпию i9

циркуляции

При расчете сос оян епоаген а в отдельных точках схемы и ход процесса

наносят на i,ξ-диаграмму. Схема построения изображена на рисунке 5.1.

Кратн сть

, т.е. отношение массового расхода крепкого рас-

п

твора к масс взму расходу паров ХА из дефлегматора,

е

о

f =

Gкр

=

G15

=

ξ2

−ξ9

(5.5)

D

G

ξ

−ξ

9

Р

2

13

При правильно организованной дефлегмации и ректификации ξ2 1,0.

Температура пара после дефлегматора должна немного (на ∆tд) превышать

температуру конденсации чистого агента при давлении рк

t2

= tв + ∆tд

(5.6)

2

																	У
			II													Т
3		III	2									i,	рк	Н
											кДж/кг
													Б
IV													ро				1
4		7																2
		Iб
V															t = const			7
5	6																	6
		1		8	15
													рк					qк
										р
					10
		Iа		9								йро		9		12	qо
VI									о		и					8
																		3
							14						10,11			15
			VII					т							13,14			4,5
									X
			VIII			и
			11		з
							IX 13
					7		12					0	ξсл			ξкр	1	ξ
				о
		е										Н2О					NH3
		Рисунок 5.1 – Принципиальная схема и процесс работы абсорбционной холодильной установки
		Iа – г н ратор, Iб – ректификационная колонна, II – дефлегматор, III – конденсатор, IV – охладитель,
	Р
		V, VIII п– дросс льный вентиль, VI – испаритель, VII – теплообменник, IX – абсорбер, Х – насос

229

Его энтальпия i2 определяется по i,ξ-диаграмме (или таблицам) при ξ2

1,0 и рк.

По i,ξ-диаграмме определяются параметры пара, равновесного кипящему

крепкому раствору (точка 1, рисунок 5.1):

р1 = р8 = рк ; t1 = t8 ; ξ1 ; i1 .

У

Удельный отвод флегмы из дефлегматора, т.е. отношение массового рас-

хода флегмы к массовому расходу пара на выходе из дефлегматора (флегмовое

отношение)

Н

ϕ =

G8

=

ξ2 −ξ1

Т

(5.7)

G

ξ

−ξ

2

1

8

Удельная тепловая нагрузка дефлегматора, т.е. отвод тепла из дефлегмато-

ра на единицу массового расхода пара из дефлегматора

и

кДжБ

(5.8)

q

д

= (i

−i

2

)

+ϕ (i

−i

) ,

1

1

8

кг

р

где i1, i2, i8 – энтальпия пара до

послейдефлегматора и флегмы после де-

флегматора.

о

раствt10 = t14

+ ∆t14 −10 ;

(5.9)

Параметры слабого

а п сле теплообменника:

– температура слабого рас в ра п сле теплообменника

и

з

и

– энтальпия i10 слабого раствора (находится по концентрации) ξ10 = ξ9

о

температуре t10 .

Энталь

ия крепкого раствора на входе в генератор (пренебрегая прирос-

том го энталь ии в насосе вследствие малого значения этой величины,

т.е.

Р

i14 = iп13)

е

i

= i

+

f

−1

(i −i

) ,

кДж

(5.10)

кг

15

13

f

9

10

где i13 – энтальпия крепкого раствора после абсорбера.

Энтальпия крепкого раствора после теплообменника (на входе в генератор)

не должна превышать энтальпии кипящего раствора с концентрацией ξкр при

давлении рк

(точка 8, рисунок 5.1). Т.е. если i15 ≤ i8, то найденное значение

i10

230

принимается для дальнейших расчетов. Если i15 > i8 , значит, предварительно принятое изменение энтальпии слабого раствора в теплообменнике завышено.

В этом случае принимают i15 ≤ i8

и определяют энтальпию слабого раствора

после теплообменника по формуле

i

= i

−

f

(i

−i

)

, кДж

(5.11)

f

−1

10

9

8

13

кг

Т

Удельная тепловая нагрузка теплообменника

q

= (f

−1)(i

− i

) ,

кДж

Н

(5.12)

то

9

10

кг

У

Удельная тепловая нагрузка конденсатора

Б

q

к

= i

−i

,

кДж

(5.13)

2

3

кг

й

Температура паров ХА после охладителя

и

(5.14)

t7 = t3

− ∆t3

−7

р

где t3 – температура жидкого ХА после конденсатора, т.е. t3 = tк.

Удельная тепловая нагрузка охлад

теля

по

кДж

(5.15)

q

= i

−i

,

т

7

6

кг

где i

6 и i7 –

энтальпия

пара до

хладителя и после него соответственно.

з

Энтальпию пара i7

находят по давлению пара ро

и его температуре t7

(по T,s-

диаграмме аммиака).

о

Энтальпия жидкого аммиака перед дросселем

п

i = i − q

по

,

кДж

(5.16)

4

3

кг

Р

Уд льная холодопроизводительность установки

кДж

е

qo

= i6 − i5 = i6 −i4 ,

(5.17)

кг

Удельное количество тепла, отводимое в абсорбере,

q

a

= (i

7

− i

) + f

(i

−i

) ,

кДж

(5.18)

10

10

13

кг

или

q

a

= f

(i

−i

) , кДж

(5.19)

12

13

кг

Удельная тепловая нагрузка генератора

231

q

г

= (i

− i ) + f (i

− i

) +

ϕ (i

− i ) ,

кДж

(5.20)

1

9

9

15

1

8

кг

Тепловой баланс установки

qподв = qотв

qподв = qг + qo,

(5.21)

qотв = qa + qк + qд

(5.22)

Расход ХА (аммиака)

У

G =

Qo

,

кг

Т

(5.23)

с

q

Н

o

Тепловая нагрузка

−

генератора

Qг = G qг,

(5.24)

−

абсорбера

Qa

= G qa

,

(5.25)

конденсатора

Qк

й

(5.26)

−

= G qк

,

Б

дефлегматора

Qд

и

(5.27)

−

= G qд

,

теплообменника

р

(5.28)

−

Q

= G qто .

тоэ = qo = Qo

(5.29)

Удельный расход тепл ты

ент

qг

Qг

з

Холодильный коэфф ц

о

и

ε =

qо

(5.30)

qг

Выбираются теплообменные аппараты (генератор, испаритель, конденса-

е

тор, р охладитель), включенные в схему холодильной установки (рису-

Р

нок 5.1)п[2, 5].