Реферат

19 с., 2 таб., 5 рис.

Теплообменники, процесс, теплоносители, температурная схема, оптимизация, стоимость, суммарные затраты, критерий оптимальности

Объект исследования — процесс рекуперативного теплообмена двух технологических потоков.

Цель работы — спроектировать оптимальную с точки зрения суммарных затрат схему рекуперативного теплообмена двух технологических потоков.

В результате работы произведен расчет оборудования для процесса рекуперативного теплообмена, его стоимости, затрат на эксплуатацию, произведена оптимизация на основании критерия оптимальности.

Содержание

Задание

Описание рекуперативного теплообмена

Обсуждение результатов расчета

Вывод

Список используемых источников

Задание

Спроектировать оптимальную с точки зрения совокупных затрат схему теплообмена для рекуперации тепла первого технологического потока, n–гексана 105000 кг/ч путем нагрева второго технологического потока, n–бутанола 180000 кг/ч. Начальная температура n–гексана 130 ^ОС, конечная 50 ^ОС, начальная температура n–бутанола 60 ^ОС, конечная 120 ^ОС. Недостающее количества тепла и холода вносится с использованием греющего водяного пара с температурой 151,1 ^ОС и оборотной воды с начальной температурой 25 ^ОС, конечной 45 ^ОС. Срок окупаемости 5 лет.

Схема процесса рекуперативного теплообмена представлена на рисунке 1.

Рисунок 1 — Схема рекуперативного теплообмена

Данные для расчета [1] приведены в таблице 1.

Таблица 1. Данные для расчета

Описание рекуперативного теплообмена

Для процесса рекуперации тепла применяют специальное технологическое оборудование — рекуперативный противоточный теплообменник (или противопоточный) — это теплообменник, в котором горячий и холодный теплоносители движутся навстречу друг другу по каналам, расположенным параллельно. При взаимодействии теплоносителей происходит теплообмен, в ходе которого охлаждающая среда нагревается до температуры нагревающей среды, а последняя охлаждается до температуры охлаждающей среды.

Рекуперативный противоточный теплообменник состоит из двух полостей, контактирующих между собой своими стенками. Конструкция в целом может быть теплоизолирована от окружающей среды. Трубы располагают как рядом, так и одна в другой. Вследствие маленького температурного градиента между трубами, в соответствии с уравнением теплопроводности, удельный перенос тепловой энергии также маленький. Поэтому, для того чтобы среды успели достаточно провзаимодействовать, применяются специальные конструктивные приемы, такие как увеличение длины труб или увеличение количества каналов, при котором увеличивается суммарная площадь. Поэтому к конструктивным недостаткам противоточного теплообменника следует отнести громоздкость конструкции. Однако, наряду с этим приемом, может быть применен другой прием — технологический, когда вводятся два дополнительных хвостовых теплообменника — это холодильник на выходе горячего потока для дополнительного охлаждения до заданной конечной температуры, и нагреватель на выходе холодного потока для дополнительного нагрева до заданной конечной температуры. Для доохлаждения обычно применяют воду, а для подогрева применяют водяной пар.

В рекуперативном теплообменнике фактически происходит обычный теплообмен между потоками, которые в процессе своего встречного движения непрерывно меняют взаимодействующий с ними объект. Теплообмен уравновешивает температуру в каждой точке вдоль трубы, но за счёт встречного движения, охлаждающий поток в начале своего движения взаимодействует с уже достаточно охлажденным нагревающим потоком, и наоборот. Рекуперативный противоточный теплообменник широко используется в многоконтурных тепловых системах.

Обсуждение результатов расчета

В данной схеме теплообмена редко удается стопроцентно использовать содержание одного из потоков. Если содержание потоков разное, то полностью передать тепло потоки не могут. Здесь вводиться понятия "процент использования тепла" (k_ит), изменяющийся от 0 до 100 %.

В данной работе будем выполнять расчет согласно известной методики [2].

Для расчета мы задаемся коэффициентом использования тепла от 0 до 0,99 с шагом равным 0,05. Используем этот коэффициент для потока, у которого количество передаваемого тепла меньше.

Определяем количество тепла для каждого потока:

Q₁ = ∙ C₁ ∙ Δt₁ , кВт, (1)

Q₂ = ∙ C₂ ∙ Δt₂ , кВт, (2)

G₁, G₂ — расходы потоков первого и второго, кг/ч

С₁, С₂ — теплоемкость потоков первого и второго, кДж/(кг∙К)

Δt₁, Δt₂ — разность температур потоков первого и второго, ^ОС

Q₁ = ∙ 2,51 ∙ (130 – 50) = 5856,67 кВт,

Q₂ = ∙ 2,64 ∙ (120 – 60) = 7920 кВт.

Необходимо узнать, какой из двух потоков является определяющим. Им будет поток, имеющий минимальное количество тепла, это первый поток.

Определяется максимальное передаваемое тепло (Q_max), по формуле:

Q_max = ∙ C₁ ∙ (t_{1 нач} – t_{2 нач}), кВт, (3)

Q_max = ∙ 2,51 ∙ (130 – 60) = 5124,58 кВт.

Изменяя коэффициент использования тепла k_ит от 0 до 0,99 с шагом 0,05 ведем дальнейший расчет для каждой точки.

Рассмотрим расчет при значении коэффициента использования тепла k_ит = 0,10

Определяем полезное тепло (Q_полез):

Q_полез = Q_max ∙ k_ит , кВт, (4)

Q_полез = 5124,58 ∙ 0,10 = 512,46 кВт.

Определяем тепло на каждом теплообменнике:

Q_А = Q₁ – Q_полез , кВт, (5)

Q_В = Q₂ – Q_полез , кВт, (6)

Q_С = Q_max ∙ k_ит , кВт, (или Q_С = Q_полез , кВт) (7)

Q_А = 5856,67 – 512,46 = 5344,21 кВт,

Q_В = 7920 – 512,46 = 7407,54 кВт,

Q_С = 5124,58 ∙ 0,10 = 512,46 кВт.

Определяем температуры потоков после теплообменника С, т.е. температуру, до которой охладиться горячий поток t'₁, и температуру, до которой нагреется холодный поток t'₂:

t'₁ = t_{1 нач} – (Q_полез / С₁ / G₁) ∙ 3600, ^ОC (8)

t'₂ = t_{2 нач} – (Q_полез / С₂ / G₂) ∙ 3600, ^ОC (9)

t'₁ = 130 – (512,46 / 2,51 / 105000) ∙ 3600 = 123 ^ОC

t'₂ = 60 – (512,46 / 2,64 / 180000) ∙ 3600 = 63,88 ^ОC

На рисунке 2 представлена температурная схема теплообмена потоков в теплообменнике А.

Для расчета стоимости теплообменника необходимо знать величину площади поверхности теплообмена. Однако для этого необходимо знать среднюю разность температур в теплообменнике Δt_ср, которая определяется в зависимости от значения отношения , где Δt_б – большая разность температур в теплообменнике, Δt_м – меньшая разность температур.

Если отношение ≤ 2, то среднюю разность определяют как среднее арифметическое:

Δt_ср = . (10)

Если отношение > 2, то среднюю разность определяют как среднее логарифмическое:

Δt_ср = . (11)

Рисунок 2 — Температурная схема теплообмена в теплообменнике А

Для теплообменника А:

Δt_б = t'₁ – 45 = 123 – 45 = 78 ^ОС

Δt_м = t_1к – 25 = 50 – 25 = 25 ^ОС

= = 3,12 > 2, тогда Δt_ср определяется как среднее логарифмическое,

Δt_{ср А} = = = 46,58 ^ОС.

На рисунке 3 представлена температурная схема теплообмена потоков в теплообменнике В.

Рисунок 3 — Температурная схема теплообмена в теплообменнике В

Для теплообменника В:

Δt_б = 151,1 – t'₂ = 151,1 – 63,88 = 87,22 ^ОС

Δt_м = 151,1 – t_2к = 151,1 – 120 = 31,1 ^ОС

= = 2,8 > 2, следовательно Δt_ср определяется как среднее логарифмическое,

Δt_{ср В} = = = 54

,42 ^ОС.

На рисунке 4 представлена температурная схема теплообмена потоков в теплообменнике С.

Рисунок 4 — Температурная схема теплообмена в теплообменнике С

Для теплообменника С:

Δt_б = t_1н – t'₂ = 130 – 63,88 = 66,12 ^ОС

Δt_м = t'₁ – t_2н = 123 – 65 = 63 ^ОС

= = 1,05 ≤ 2, тогда Δt_ср определяется как среднее арифметическое,

Δt_{ср С} = = = 64,56 ^ОС.

В зависимости от процесса, протекающего в аппарате, принимаем значения коэффициентов теплопередачи для каждого теплообменника [2].

В теплообменнике А происходит теплопередача от органической жидкости к воде, принимаем коэффициент теплопередачи К_А = 230 Вт/(м²∙^ОС); в теплообменнике В теплопередача от конденсирующего водяного пара к органической жидкости, принимаем коэффициент теплопередачи К_В = 335 Вт/(м²∙^ОС); теплообменнике С тепло передается от одной органической жидкости к другой, принимаем коэффициент теплообмена К_С = 200 Вт/(м²∙^ОС).

Теперь, зная средние разности температур в теплообменниках, коэффициенты теплопередачи, по формулам (12), (13), (14) определяем площадь теплообмена для каждого теплообменника:

F_А = , м², (12)

F_В = , м², (13)

F_С = , м², (14)

F_А = = 499 м²,

F_В = = 406 м²,

F_С = = 40 м².

Определив площади теплообмена, теперь можно определить стоимость аппаратов:

Ст_А = (6 + 0,075 ∙ F_А) ∙ 10³ , £, (15)

Ст_В = (6 + 0,075 ∙ F_В) ∙ 10³ , £, (16)

Ст_С = (6 + 0,075 ∙ F_С) ∙ 10³ , £, (17)

Ст_А = (6 + 0,075 ∙ 499) ∙ 10³ = 43425 £,

Ст_В = (6 + 0,075 ∙ 406) ∙ 10³ = 36450 £,

Ст_С = (6 + 0,075 ∙ 40) ∙ 10³ = 9000 £.

Следует заметить, что теплообменники А, В и С работают под определенным давлением, зависящим от состава потока и температуры потока. Поэтому рассчитанную стоимость необходимо домножить на так называемый "Фактор удорожания" (F_удор), учитывающий давление в аппарате.

Определим максимально возможное давления в теплообменнике А. Для этого используем уравнение Антуана:

Pi = , МПа. (18)

где:

А_i, В_i, С_i — значения коэффициентов уравнения Антуана [1] для i-го вещества;

T_i — температура i-го вещества, К.

Для теплообменника А: давление рассчитываем для n–гексана. Если в теплообменнике С не произойдет охлаждение этого потока, то на теплообменник А n–гексан придет с температурой 130 ^ОС, что соответствует 130 + 273 = 403 К. По уравнению Антуана рассчитаем величину давления:

P_А = = 0,489 МПа.

Из справочного материала для данного давления найдено значение фактора удорожания F_{удор А} = 2,0.

Для теплообменника В: на этот теплообменник подается n–бутанол с температурой t'₂, имеющей максимальное значение 98,43 ^ОС или 371,43 К. По уравнению Антуана получено давление:

P_В = = 0,048 МПа.

Однако, подогрев потока осуществляется паром со стандартной температурой 151,1 ^ОС, которой соответствует стандартное давление 5 ата. Поэтому значение фактора удорожания определяем для большего давления. F_{удор В} = 2,0.

Для теплообменника С: также необходимо сравнить два значения давления, соответствующие каждому потока.

Для n–гексана, при значении начальной температуры 130 ^ОС значение давления в теплообменнике С равно значению давления в теплообменнике А, рассчитанным ранее, т.е. 0,489 МПа. Аналогично, для n–бутанола, при его максимальной температуре, давление в теплообменнике С равно давлению в теплообменнике В, т.е. 0,048 МПа. Фактор удорожания определен для большего давления, F_{удор С} = 2,0.

Далее определяется стоимость аппаратов с учетом факторов удорожания:

Ст_{А Fудор} = Ст_А ∙ F_{удор А} , £, (19)

Ст_{В Fудор} = Ст_В ∙ F_{удор В} , £, (20)

Ст_{С Fудор} = Ст_С ∙ F_{удор С} , £, (21)

Ст_{А Fудор} = 43425 ∙ 2,0 = 86850 £,

Ст_{В Fудор} = 36450 ∙ 2,0 = 72900 £,