Реферат
19 с., 2 таб., 5 рис.
Теплообмінники, процес, теплоносії, температурна схема, оптимізація, вартість, сумарні витрати, критерій оптимальності
Об'єкт дослідження - процес рекуперативного теплообміну двох технологічних потоків.
Мета роботи - спроектувати оптимальну з точки зору сумарних витрат схему рекуперативного теплообміну двох технологічних потоків.
У результаті роботи проведений розрахунок обладнання для процесу рекуперативного теплообміну, його вартості, витрат на експлуатацію, проведена оптимізація на підставі критерію оптимальності.
Зміст
Завдання
Опис рекуперативного теплообміну
Обговорення результатів розрахунку
Висновок
Список використаних джерел
Завдання
Спроектувати оптимальну з точки зору сукупних витрат схему теплообміну для рекуперації тепла першого технологічного потоку, n-гексану 105000 кг / год шляхом нагрівання другого технологічного потоку, n-бутанолу 180000 кг / ч. Початкова температура n-гексану 130 О С, кінцева 50 Про С, початкова температура n-бутанолу 60 О С, кінцева 120 Про С. Відсутня кількості тепла і холоду вноситься з використанням гріє водяної пари з температурою 151,1 О С та оборотної води з початковою температурою 25 О С, кінцевою 45 О С. Термін окупності 5 років.
Схема процесу рекуперативного теплообміну представлена на малюнку 1.
Малюнок 1 - Схема рекуперативного теплообміну
Дані для розрахунку [1] наведені в таблиці 1.
Таблиця 1. Дані для розрахунку
Перший потік | Другий потік | ||
З'єднання | n-гексан | n-бутанол | |
Теплоємність, кДж / (кг ∙ К) | 2,51 | 2,64 | |
Коефіцієнти рівняння Антуана | А | 15,8366 | 17,2160 |
У | 2697,55 | 3137,02 | |
З | - 48,78 | - 94,43 | |
Опис рекуперативного теплообміну
Для процесу рекуперації тепла застосовують спеціальне технологічне обладнання - рекуперативних протиточний теплообмінник (або протівопоточний) - це теплообмінник, в якому гарячий і холодний теплоносії рухаються назустріч один одному по каналах, розташованим паралельно. При взаємодії теплоносіїв відбувається теплообмін, в ході якого охолоджуюча середу нагрівається до температури нагріваючої середовища, а остання охолоджується до температури охолоджувальної середовища.
Рекуперативні протиточний теплообмінник складається з двох порожнин, що контактують між собою своїми стінками. Конструкція в цілому може бути теплоізольована від навколишнього середовища. Труби мають у своєму розпорядженні як поруч, так і одна в іншій. Внаслідок маленького температурного градієнта між трубами, у відповідності з рівнянням теплопровідності, питома перенесення теплової енергії також маленький. Тому, для того щоб середовища встигли досить провзаємодіяти, застосовуються спеціальні конструктивні прийоми, такі як збільшення довжини труб чи збільшення кількості каналів, при якому збільшується сумарна площа. Тому до конструктивних недоліків протиточного теплообмінника слід віднести громіздкість конструкції. Однак, поряд з цим прийомом, може бути застосований інший прийом - технологічний, коли вводяться два додаткових хвостових теплообмінника - це холодильник на виході гарячого потоку для додаткового охолодження до заданої кінцевої температури, і нагрівач на виході холодного потоку для додаткового нагріву до заданої кінцевої температури. Для доохолодження зазвичай застосовують воду, а для підігріву застосовують водяний пар.
У рекуперативному теплообміннику фактично відбувається звичайний теплообмін між потоками, які в процесі свого зустрічного руху безперервно змінюють взаємодіє з ними об'єкт. Теплообмін врівноважує температуру в кожній точці вздовж труби, але за рахунок зустрічного руху, охолоджуючий потік на початку свого руху взаємодіє з уже досить охолодженим нагріваючим потоком, і навпаки. Рекуперативні протиточний теплообмінник широко використовується в багатоконтурних теплових системах.
Обговорення результатів розрахунку
У даній схемі теплообміну рідко вдається стовідсотково використовувати утримання одного з потоків. Якщо зміст потоків різне, то повністю передати тепло потоки не можуть. Тут вводитися поняття "відсоток використання тепла" (k іт), що змінюється від 0 до 100%.
У даній роботі будемо виконувати розрахунок згідно з відомою методики [2].
Для розрахунку ми задаємося коефіцієнтом використання тепла від 0 до 0,99 з кроком рівним 0,05. Використовуємо цей коефіцієнт для потоку, у якого кількість переданого тепла менше.
Визначаємо кількість тепла для кожного потоку:
Q 1 = ∙ C 1 ∙ Δt 1, кВт, (1)
Q 2 = ∙ C 2 ∙ Δt 2, кВт, (2)
G 1, G 2 - витрати потоків першого і другого, кг / год
С 1, С 2 - теплоємність потоків першого і другого, кДж / (кг ∙ К)
Δt 1, Δt 2 - різниця температур потоків першого і другого, О С
Q 1 = ∙ 2,51 ∙ (130 - 50) = 5856,67 кВт,
Q 2 = ∙ 2,64 ∙ (120 - 60) = 7920 кВт.
Необхідно дізнатися, який з двох потоків є визначальним. Їм буде потік, що має мінімальну кількість тепла, це перший потік.
Визначається максимальне передане тепло (Q max), за формулою:
Q max = ∙ C 1 ∙ (t 1 поч - t 2 поч), кВт, (3)
Q max = ∙ 2,51 ∙ (130 - 60) = 5124,58 кВт.
Змінюючи коефіцієнт використання тепла k ит від 0 до 0,99 з кроком 0,05 ведемо подальший розрахунок для кожної точки.
Розглянемо розрахунок при значенні коефіцієнта використання тепла k ит = 0,10
Визначаємо корисне тепло (Q поліз):
Q поліз = Q max ∙ k ит, кВт, (4)
Q поліз = 5124,58 ∙ 0,10 = 512,46 кВт.
Визначаємо тепло на кожному теплообміннику:
Q А = Q 1 - Q поліз, кВт, (5)
Q В = Q 2 - Q поліз, кВт, (6)
Q З = Q max ∙ k ит, кВт, (або Q С = Q поліз, кВт) (7)
Q А = 5856,67 - 512,46 = 5344,21 кВт,
Q В = 7920 - 512,46 = 7407,54 кВт,
Q З = 5124,58 ∙ 0,10 = 512,46 кВт.
Визначаємо температури потоків після теплообмінника С, тобто температуру, до якої охолодитися гарячий потік t '1, і температуру, до якої нагріється холодний потік t' 2:
t '1 = t 1 поч - (Q поліз / З 1 / G 1) ∙ 3600, Про C (8)
t '2 = t 2 поч - (Q поліз / С 2 / G 2) ∙ 3600, Про C (9)
t '1 = 130 - (512,46 / 2,51 / 105000) ∙ 3600 = 123 Про C
t '2 = 60 - (512,46 / 2,64 / 180000) ∙ 3600 = 63,88 Про C
На малюнку 2 представлена температурна схема теплообміну потоків у теплообміннику А.
Для розрахунку вартості теплообмінника необхідно знати величину площі поверхні теплообміну. Однак для цього необхідно знати середню різницю температур в теплообміннику Δ t ср, що визначається залежно від значення стосунки, де Δ t б - велика різниця температур в теплообміннику, Δ t м - менша різниця температур.
Якщо відношення ≤ 2, то середню різницю визначають як середнє арифметичне:
Δ t сер =. (10)
Якщо відношення> 2, то середню різницю визначають як середнє логарифмічне:
Δ t сер =. (11)
Рисунок 2 - Температурна схема теплообміну в теплообміннику А
Для теплообмінника А:
Δ t б = t '1 - 45 = 123 - 45 = 78 О С
Δ t м = t 1к - 25 = 50 - 25 = 25 О С
= = 3,12> 2, тоді Δ t ср визначається як середнє логарифмічне,
Δ t ср А = = = 46,58 О С.
На малюнку 3 представлена температурна схема теплообміну потоків у теплообміннику В.
Рисунок 3 - Температурна схема теплообміну в теплообміннику У
Для теплообмінника В:
Δ t б = 151,1 - t '2 = 151,1 - 63,88 = 87,22 О С
Δ t м = 151,1 - t 2к = 151,1 - 120 = 31,1 О С
= = 2,8> 2, отже Δ t ср визначається як середнє логарифмічне,
Δ t ср В = = = 54
, 42 О С.
На малюнку 4 представлена температурна схема теплообміну потоків у теплообміннику С.
Рисунок 4 - Температурна схема теплообміну в теплообміннику З
Для теплообмінника С:
Δ t б = t 1н - t '2 = 130 - 63,88 = 66,12 О С
Δ t м = t '1 - t 2н = 123 - 65 = 63 О С
= = 1,05 ≤ 2, тоді Δ t ср визначається як середнє арифметичне,
Δ t ср С = = = 64,56 Про С.
Залежно від процесу, що протікає в апараті, приймаємо значення коефіцієнтів теплопередачі для кожного теплообмінника [2].
У теплообміннику А відбувається теплопередача від органічної рідини до води, приймаємо коефіцієнт теплопередачі К А = 230 Вт / (м 2 ∙ О С); в теплообміннику У теплопередача від конденсирующегося водяної пари до органічної рідини, приймаємо коефіцієнт теплопередачі К В = 335 Вт / ( м 2 ∙ О С); теплообміннику З тепло передається від однієї органічної рідини до іншої, приймаємо коефіцієнт теплообміну К С = 200 Вт / (м 2 ∙ О С).
Тепер, знаючи середні різниці температур в теплообмінниках, коефіцієнти теплопередачі, за формулами (12), (13), (14) визначаємо площу теплообміну для кожного теплообмінника:
F А =, м 2, (12)
F В =, м 2, (13)
F С =, м 2, (14)
F А = = 499 м 2,
F В = = 406 м 2,
F С = = 40 м 2.
Визначивши площі теплообміну, тепер можна визначити вартість апаратів:
Ст А = (6 + 0,075 ∙ F А) ∙ 10 3, £, (15)
Ст В = (6 + 0,075 ∙ F В) ∙ 10 3, £, (16)
Ст С = (6 + 0,075 ∙ F С) ∙ 10 3, £, (17)
Ст А = (6 + 0,075 ∙ 499) ∙ 10 3 = 43425 £,
Ст В = (6 + 0,075 ∙ 406) ∙ 10 3 = 36450 £,
Ст С = (6 + 0,075 ∙ 40) ∙ 10 3 = 9000 £.
Слід зауважити, що теплообмінники А, В і С працюють під певним тиском, що залежать від складу потоку і температури потоку. Тому розраховану вартість необхідно помножити на так званий "Фактор дорожчання" (F удор), що враховує тиск в апараті.
Визначимо максимально можливе тиску в теплообміннику А. Для цього використовуємо рівняння Антуана:
Pi =, МПа. (18)
де:
А i, У i, З i - значення коефіцієнтів рівняння Антуана [1] для i-ї речовини;
T i - температура i-ї речовини, До.
Для теплообмінника А: тиск розраховуємо для n-гексану. Якщо в теплообміннику С не станеться охолодження цього потоку, то на теплообмінник А n-гексан прийде з температурою 130 О С, що відповідає 130 + 273 = 4 0 3 К. По рівнянню Антуана розрахуємо величину тиску:
P А = = 0,489 МПа.
З довідкового матеріалу для даного тиску знайдено значення фактора подорожчання F удор А = 2,0.
Для теплообмінника В: на цей теплообмінник подається n-бутанол з температурою t '2, що має максимальне значення 98,43 О С або 371,43 К. По рівнянню Антуана отримано тиск:
P В = = 0,0 48 МПа.
Однак, підігрів потоку здійснюється пором зі стандартною температурою 151,1 О С, який відповідає стандартне тиск 5 ата. Тому значення фактора подорожчання визначаємо для більшого тиску. F удор В = 2,0.
Для теплообмінника З: також необхідно порівняти два значення тиску, що відповідають кожному потоку.
Для n-гексану, при значенні початкової температури 130 Про З значення тиску в теплообміннику З дорівнює значенню тиску в теплообміннику А, розрахованим раніше, тобто 0,489 МПа. Аналогічно, для n-бутанолу, при його максимальній температурі, тиск у теплообміннику З дорівнює тиску в теплообміннику В, тобто 0,0 48 МПа. Фактор подорожчання визначений для більшого тиску, F удор С = 2,0.
Далі визначається вартість апаратів з урахуванням чинників подорожчання:
Ст А F удор = Ст А ∙ F удор А, £, (19)
Ст У F удор = Ст У ∙ F удор В, £, (20)
Ст З F удор = Ст З ∙ F удор С, £, (21)
Ст А F удор = 43425 ∙ 2,0 = 86850 £,
Ст У F удор = 36450 ∙ 2,0 = 72900 £,
Ст З F удор = 9000 ∙ 2,0 = 18000 £.
Проте, отримана вартість теплообмінників не є остаточною. Остаточна вартість визначається з урахуванням так званого "Фактора інсталяції", що складається з ряду подфакторов, що враховують додаткові витрати, пов'язані з установкою (монтажем) апаратів, прокладки трубопроводів, приладів контролю і автоматики, електроживлення, витратами на цивільний і спеціальне будівництво, ізоляцією обладнання.
Фактор інсталяції F інстр визначається за формулою:
F інстр = 1 + f вуст + f труб + f інструмен + f електр + f будує + f будівель + f ізол, (22)
де:
f вуст - подфактора, що враховує додаткові витрати при установці устаткування;
f труб - подфактора, що враховує додаткові витрати при прокладці трубопроводів;
f інструмен - подфактора, що враховує додаткові витрати на засоби контролю і автоматики;
f електр - подфактора, що враховує додаткові витрати на проводку електроенергії;
f будує, f будівель - подфактора, що враховує додаткові витрати на цивільний і спеціальне будівництво;
f ізол - подфактора, що враховує додаткові витрати на ізоляцію устаткування;
Інсталяційні подфактора визначаються за довідковими даними в залежності від вартості обладнання, розрахованої з урахуванням фактора подорожчання.
Визначимо інсталяційні подфактора для першого апарату (теплообмінник А).
Приймаються до установки обладнання, що вимагає ряд технологічних робіт на місці установки. Цьому відповідає інсталяційний подфактора f вуст = 0,10.
Для нашого обладнання нам необхідні середні технічні та сервісні трубопроводи, чому відповідає інсталяційний подфактора f тр = 0,26.
У теплообмінниках протікає процес, в якому необхідно контролювати і регулювати задані значення конкретних параметрів. Для цього необхідна автоматизація процесу. Передбачається встановлення приладів контролю і одного мікроконтролера для управління процесом. Має місце подфактора f інстр = 0,13.
Подфактора, враховує електроенергію, інсталяційний подфактора f електр = 0,03., Тому що передбачається тільки освітлення і мале споживання електроенергії системою управління, що мізерно мало в порівнянні з освітленням.
Необхідні середні будівельні штатні роботи (фундамент, 1-й поверх, етажерки і служби), інсталяційний подфактора f будує = 0,10. Апарати передбачається розмістити під дахом типу ангару, інсталяційний подфактора f будівель = 0,29.
Оскільки теплообмінник є термооборудованіем, тому для зниження втрат передбачається захисна ізоляція рівня вище середнього, інсталяційний подфактора f ізол = 0,06.
F інстр А = 1 + 0,1 + 0,26 + 0,13 + 0,03 + 0,1 + 0,29 + 0,06 = 1,97.
Аналогічним чином у залежності від вартості, були визначені значення факторів інсталяції для теплообмінників В і С:
F інстр У = 1,97;
F інстр С = 3,03.
Тепер можна визначити сумарну вартість обладнання, остаточну, тобто з урахуванням інсталяційного фактора (Ст сум):
Ст сум = Ст А F удор ∙ F інстр А + Ст У F удор ∙ F інстр В + Ст З F удор ∙ F інстр З , £, (23)
Ст сум = 86850 ∙ 1,97 + 72 900 ∙ 1,97 + 18 000 ∙ 3,03 = 369247,50 £.
При експлуатації теплообмінників А і В мають місце додаткові поточні витрати - це витрати на теплоносії: пару і воду (З ТН):
З ТН = З пар + З вода , £. (24)
Витрати на пар (З пар) і на воду (З вода) визначаються за формулами:
З пар = Q B ∙ P д ∙ P ч ∙ C т пар, £, (25)
З вода = Q А ∙ P д ∙ P ч ∙ C т вода, £. (26)
У формулах (25) і (26):
Q А і Q В - тепло на теплообмінниках А і В;
Р д - час роботи обладнання у році (350 дні);
Р ч - час роботи устаткування в добі (24 години);
C т пар і C т вода - вартість 1 кВт ∙ г пари і води.
Приймаються вартість теплоносіїв C т пар = 0,004 £ і C т вода = 0,0036 £ (на поточний час).
Таким чином:
З пар = 7407,54 ∙ 350 ∙ 24 ∙ 0,004 = 248893,40 £,
З вода = 5344,21 ∙ 350 ∙ 24 ∙ 0,0036 = 161608,86 £.
Сумарні поточні витрати:
З ТН = 248893,40 + 161608,86 = 410502,26 £.
Визначаємо суму щорічних амортизаційних відрахувань (Ао), яка залежить від сумарної вартості обладнання (Ст сум) і терміну окупності (τ):
Ао =, £, (27)
де τ - термін окупності.
Ао = = 73849,50 £.
Нарешті, визначаємо сумарні річні витрати на експлуатацію нашого обладнання. Вони представляють собою суму сумарних поточних витрат на теплоносії (З ТН) та амортизаційних відрахувань (Ао):
З сум = З ТН + Ао, £, (28)
З сум = 410502,26 + 73849,50 = 484351,76 £.
На цьому розрахунок закінчується. Аналогічний розрахунок проведено для всіх значень коефіцієнта використання тепла k ит від 0,00 до 0,99 з кроком 0,05. Результати розрахунків представлені в таблиці 2.
Критерієм оптимальності при проектуванні теплообмінних апаратів є мінімум сумарних річних витрат. Проаналізувавши отримані результати, видно, що мінімум сумарних річних витрат відповідає значенню коефіцієнта використання тепла 0,9 0. Графік залежності сумарних річних витрат від коефіцієнта використання тепла представлений на малюнку 5.
Рисунок 5 - Залежність сумарних річних витрат від коефіцієнта використання тепла
Висновок
Був проведений розрахунок технологічного обладнання для процесу рекуперативного теплообміну. Ми переконалися, що для запропонованих теплоносіїв це можливо. Задавалися коефіцієнтом використання тепла від 0 до 0,99 з кроком 0,05. В якості критерію оптимальності використовувався мінімум сумарних річних витрат. У результаті аналізу мінімальні сумарні річні витрати відповідають коефіцієнту використання тепла рівному 0,9 0. Використання додаткових теплообмінників дозволило в 1,93 рази знизити річні витрати. Обрано економічно оптимальне обладнання. Вартість обладнання з урахуванням чинників подорожчання і інсталяції склала 574386,00 £, витрати на додаткові теплоносії - 148779,54 £, амортизаційні відрахування - 114877,20 £, а сумарні річні витрати - 263656,74 £.
Список використаних джерел
К. Ф. Павлов, Н.Г. Романків, А. А. Носков "Приклади і задачі за курсом процесів і апаратів хімічної технології"; Ленінград, "Хімія", 1987 рік.
Ю.І. Дитнерскій "Процеси та апарати хімічної технології. Частина 1. Теоретичні основи процесів хімічної технології. Гідромеханічні і теплові процеси та апарати", Москва, "Хімія", 1956 рік.
Електронний ресурс
http://www.chmm.spb.ru/lectures.php?type=sysanalisys