УСТАНОВКИ
И. П.УСЮКИН МИШИНЫ и АППАРАТЫ
криогенной ТЕХНИКИ
И. П. УСЮНИН
УСТАНОВКИ,
МАШИНЫ
И АППАРАТЫ
криогенной
ТЕХНИКИ
И. П. УСЮНИН
УСТАНОВКИ.
МАШИНЫ
И АППАРАТЫ
КРИОГЕННОЙ
ТЕХНИКИ
Часть I
Допущено Министерством выс-
шего и среднего специального
образования РСФСР в качестве
учебного пособия для студентов
высших учебных заведений
МОСКВА
ПИЩЕВАЯ ПРОМЫШЛЕННОСТЬ
1976
УДК 621.59 (075.8)
Рецензенты: д-р техн, наук проф. И. П. ИШКИН,
д-р техн, наук проф. И. К. КОНДРЯКОВ
Спецредактор инж. Ю. В. ДОНЧЕНКО
© Издательство «Пищевая промышленностью 1976 г.
30316—061
У 044 (01)—76
61—76
ПРЕДИСЛОВИЕ
Коллективом сотрудников кафедры «Холодильные и компрессорные
машины и установки» Московского института химического машино-
строения был подготовлен к изданию в качестве учебного пособия
атлас конструкций «Машины и аппараты установок разделения воздуха
методом глубокого охлаждения», который был выпущен в 1959 г. Это
учебное пособие получило положительную оценку как в СССР, так и
за рубежом и было выпущено издательством «Пергамон пресс» (США) на
английском языке в 1967 г. без изменений. Указанный атлас является
одним из основных пособий для подготовки инженера-исследователя и
конструктора по криогенной технике.
С момента выпуска атласа прошло 17 лет. За этот период разрабо-
таны новые криогенные системы, расширилась область применения*крио-
генных температур, таким образом, ранее изданный атлас не отражает
современного состояния криогенной техники. В связи с этим появилась
необходимость в подготовке нового издания атласа в двух частях. Пер-
вая часть посвящена установкам и аппаратам, а вторая — машинам
криогенной техники.
Описательная и расчетная части издаются в виде отдельной книги
«Установки, машины и аппараты криогенной техники».
Из отечественных установок описаны в основном действующие.
Исключение составляют установки низкого давления, предназначенные
для производства жидкого, а также газообразного кислорода, и уста-
новка для ожижения природного газа, работающая по внутреннему
каскадному циклу.
Поскольку диаграммы состояния веществ, а также графики, характе-
ризующие теплофизические свойства веществ, приведены не только
в единицах системы СИ, но и в единицах системы МКГСС и во вне-
системных единицах, для пересчета значений величин в единицы си-
стемы СИ следует пользоваться приложением, помещенным в конце книги.
При рецензировании первой части пособия профессор И. П. Ишкин,
помимо общей оценки, сделал весьма ценные замечания по каждой главе
текста и графическому материалу.
Коллектив авторов выражает рецензенту благодарность.
При составлении пособия большая помощь была оказана работни-
ками кафедры: В. А. Васютиным, Ю. В. Донченко, В. К. Буртовым,
Н. П. Богатыревой, С. А. Дашковым, В. И. Тураевым, В. П. Гаврил-
киным.
Отзывы и пожелания просьба направлять по адресу: 113035, Москва,
М-35, 1-й Кадашевский пер., д. 12, издательство «Пищевая промышлен-
ность».
* * *
!*
3
В главе IV канд. техн, наук А. В. Тимофеевым и канд. техн, наук
X. Фляйшхауэром написаны «Основы гидравлического расчета колонн
с ситчатыми тарелками»; канд. техн, наук Н. А. Александровым —
«Примеры расчета воздухоразделительных аппаратов».
В главе V канд. техн, наук Ю. В. Светловым написаны «Основы
расчета трубчатых теплообменников»; канд. техн, наук И. Н. Журав-
левой — «Пластинчато-ребристые теплообменники»; канд. техн, наук
В. А. Васютиным — «Незабиваемость теплообменников для переклю-
чающихся потоков»; канд. техн, наук А. И. Тумановым — «Расчет реге-
нераторов», инж. Л. П. Ронжиным — «Конденсаторы-испарители возду-
хоразделительных установок».
Графическая часть выполнена: проф. И. П. Усюкиным — диаграммы
состояния и свойств веществ (71 лист), схемы и конструкции устано-
вок (52 листа); канд. техн, наук В. С. Гороховым и инж. В. Д. Ники-
ткиным— схемы кислородных установок и конструкции аппаратов
(45 листов); проф. И. П. Усюкиным, канд. техн, наук В. С. Гороховым и
канд.техн. наук И. Г. Аверьяновым — схемы кислородных установок
(21 лист). Кроме того, 7 листов выполнены канд. техн, наук Э. Ф. Шур-
гальским, 4 листа — канд. техн, наук М. И. Дьячковым.
Глава I
СОСТОЯНИЕ И ПЕРСПЕКТИВЫ РАЗВИТИЯ КРИОГЕННОЙ
ТЕХНИКИ
Криогенная техника — это техника получения и использования
температур ниже 120 К. Основные проблемы, решаемые криогенной
техникой: ожижение газов (азота, кислорода, гелия и др.), их хранение
и транспортировка, разделение газовых смесей низкотемпературными
методами (например, получение чистых азота, кислорода из воздуха,
выделение дейтерия ректификацией жидкого водорода), охлаждение и
термостатирование при криогенных температурах сверхпроводящих
и электротехнических устройств (магнитов, соленоидов, трансформато-
ров и т. п.), разработка аппаратуры для проведения научных иссле-
дований при криогенных температурах, конструирование криорефри-
жераторов, а также холодильных машин, создающих и поддерживающих
температуру ниже 120 К.
ПРОИЗВОДСТВО И ИСПОЛЬЗОВАНИЕ
ПРОДУКТОВ РАЗДЕЛЕНИЯ ВОЗДУХА
[КИСЛОРОДА, АЗОТА И РЕДКИХ ГАЗОВ]
СОСТОЯНИЕ ПРОИЗВОДСТВА КИСЛОРОДА
В последние годы наиболее эффективные технологические процессы
окисления осуществляются с помощью технического или технологического
кислорода либо воздуха, обогащенного кислородом.
Первая советская кислородная установка производительностью по
техническому кислороду 100 м3/ч была запроектирована конструкторским
бюро, созданным в 1930 г. в Московском институте химического машино-
строения. Серийный выпуск установок производительностью от 30 до
250 м8/ч был организован на Первом автогенном заводе в Москве.
В 1946—1950 гг. были осуществлены значительные организационно-
технические мероприятия по развитию научно-исследовательской и про-
изводственной базы кислородного машиностроения. Специально созданной
организацией ВНИИКИмаш были разработаны и освоены установки:
КТ-3002Д производительностью по техническому кислороду 270—300 м8/ч;
КТ-1000 производительностью по техническому кислороду 1000 м8/ч;
КТ-3600 производительностью по технологическому кислороду (концен-
трация 97%) 3600 м8/ч; КЖ-1 производительностью по жидкому кислороду
1600 кг/ч и ряд др. За этот период было изготовлено 450 кислородных уста-
новок общей производительностью 600 млн. м3 в год.
В 1951—1955 гг. были внедрены новые схемы производства и созданы
мощные установки технологического кислорода, а также другие уста-
5
новки, среди которых: самая мощная в то время в мире установка БР-1
производительностью по технологическому кислороду 11000—13000 м8/ч,
работающая только на одном низком давлении воздуха; различные моди-
фикации установки БР-1, среди которых — БР-1М; БР-1 А с одновремен-
ным получением аргона; БР-1 К с одновременным получением криптоно-
ксеноновой смеси; установка БР-5 производительностью по технологи-
ческому кислороду 5000 м3/ч; установки БР-6 и БР-9 для производства
чистого азота и технологического кислорода; ряд транспортных установок
автомобильного и железнодорожного типа; ряд установок жидкого кисло-
рода производительностью до 3500—5000 кг/ч.
В 1951—1955 гг. заводы кислородного машиностроения выпустили
1155 установок общей производительностью 1100 млн. м3 в год, а общий
объем производства возрос почти в три раза по сравнению с предыдущей
пятилеткой.
В 1956—1960 гг. было выпущено 1338 установок общей производитель-
ностью 2,72 млрд, м3 в год. В конце пятилетия была создана самая мощная
по тому времени в мире установка технологического 95%-ного кислорода
производительностью 35000 м3/ч.
В 1961—1965 гг. производство кислорода увеличилось в 1,75 раза,
с ежегодным приростом около 13%. К концу 1970 г. производство кисло-
рода в СССР увеличилось (за пятилетие — почти в два раза со средним
ежегодным приростом около 15%, причем в последние три года он
составлял 19%).
В ЧССР к 1970 г. объем производства кислорода, используемого
в основном в химии и металлургии, составил примерно 2 млрд, м8 в год.
В ГДР выпускают ряд типоразмеров азотно-кислородных установок.
Предприятия, введенные в эксплуатацию после войны, за исключением
очень мощных, как правило, комплектуются собственными кислородными
установками. К 1970 г. объем производства кислорода составил 1,5 млрд, м8
в год. Основные потребители — химическая промышленность и черная
металлургия.
В ПНР общая производственная мощность по выработке кислорода
составляет примерно 2—2,5 млрд, м8 в год.
В СРР, ВНР, СФРЮ эксплуатируются кислородные станции общей
мощностью 3 млрд, м3 в год.
В СССР и социалистических странах объем производства кислорода
составляет 31% от общего мирового производства. За последние три года
ежегодный прирост производства кислорода составил 12—15%.
В табл. 1 представлены данные об объемах производства кислорода
по годам в капиталистических странах.
Особенно велик рост производства кислорода в таких странах, как
Канада, Бельгия и .в странах Европы, а также Южной Америки, Азии,
Таблица I
Страны	Объем производства кислорода по годам				
	1964		1970		
	млн. м8 |	% к итогу	млн. м3 |	I % к итогу |	% К 1964
США	6 995	31,4	18 000	34,0	257,3
Япония	2 427	10,9	6 900	13,0	284,3
ФРГ	2 520	11,3	4 200	7,9	166,7
Англия	2 245	10,1	3 800	7,2	169,3
Франция	2 060	9,2	3 100	5,8	150,5
Италия	1 360	6,1	3 000	5,6	220,6
Другие страны	4 698	21	14 000	26,5	298,0
Вс его:	22 305	100	53 000	100	237,7
6
Африки и Австралии. В этих странах за 6 лет объем производства кисло-
рода увеличился почти втрое с ежегодным приростом около 20%.
Необходимо отметить, что приведенные для США показатели достиг-
нуты при неполной загрузке производственных мощностей (75—80%),
в то время как другие страны, в том числе и Япония, используют мощ-
ности на 90—95%. В настоящее время производство кислорода возрастает
в основном за счет технического кислорода высокой чистоты. В ряде стран
выпуск жидкого кислорода находится на уровне 10—15% от общего объема
производства кислорода.
Общий объем производства кислорода и распределение его по отраслям
промышленности в капиталистических странах характеризуется данными
табл. 2.
Таблица 2
Отрасль промышленности	1964		1970	
	млн. м3	% к итогу	млн. м3	% к итогу
Черная металлургия	9 820	44,0	30 000	56,6
Производство:			23 700	
сталеплавильное	7 300	32,6		44,7
доменное	440	2,0	2 800	5,3
прокатное	1 330	6,0	2 500	4,7
прочее	750	3,4	1 000	1,9
Химическая промышленность	8 410	37,7	13 500	25,5
Производство:		15,4		8,5
аммиака	3 440		5 400	
метанола	1 340	6,0	1 600	3,0
ацетилена	2 320	10,4	3 000	5,7
бытового газа	610	2,7	1 300	2,5
Нефтепереработка	460	2,1	1 500	2,8
Прочее	240	1,1	1600	3,0
Ракетная техника	2 225	10,0	5 500	10,4
Прочее	1 850	8,3	4 000	7,5
Всего:	22 305	100	5з;ооо	100
ОСНОВНЫЕ ПЕРСПЕКТИВЫ ПРОИЗВОДСТВА КИСЛОРОДА
Для определения перспектив развития производства кислорода надо
знать спрос на кислород в основных отраслях промышленности. Главные
отрасли промышленности, потребляющие кислород: черная металлургия,
химическая промышленность, цветная металлургия, энергетика и ракет-
ная техника.
В черной металлургии кислород используют в основном при производ-
стве чугуна, стали и огневой зачистке. Для производства стали конвертор-
ным или мартеновским способом требуется затрачивать 55 м8 технического
кислорода на 1 т стали; на 1 т чугуна затрачивается около 80—100 м8
технологического кислорода. При производстве чугуна намечено повысить
концентрацию кислорода в дутье до 30%. При этом расход кислорода
увеличивается до 180 м8 на 1 т чугуна. Если в качестве дутья используют
горячий конвертированный газ в циркуляционном цикле и чистый кисло-
род, то при этом расходуется 230—250 м8 кислорода на 1 т чугуна.
В химической промышленности значительное количество кислорода
использовалось для получения синтезгаза при производстве аммиака
и метанола. В настоящее время в производстве синтезгаза преобладает
так называемая паровая конверсия углеводородов, что объясняется доста-
точно высокой стоимостью выпускаемого кислорода.
7
В последнее время резко возрастает потребность в кислороде для
производства этилена, хлора, перекиси водорода, винилхлорида, азотной
кислоты и других продуктов. В микробиологической промышленности
расходуется около 1,5 млрд, м8 в год кислорода.
При получении электроэнергии магнитогидродинамическим методом
для энергетического блока мощностью 1 млн. кВт необходимо иметь
250 тыс. м8/ч (2 млрд, м8 в год) кислорода.
Для автогенно-сварочных’ работ требуется около 3 млрд, м8 в год
кислорода.
ПРОИЗВОДСТВО АЗОТА И РЕДКИХ ГАЗОВ
Основное количество азота потребляет химическая промышленность
для производства аммиака. В настоящее время азот стали применять
в черной металлургии (производство чистых металлов). При переработке
Таблица 3			нефти используют азот в ка- честве защитной инертной среды. Большое	количество жидкого азота потребляется
Отрасли	Распределение азота по отраслям промышленности СССР по годам, млрд, м8		
	1970	|	1975	при моделировании условий
Химическая Нефтехимическая Черная металлургия Пищевая и др.	2,0 0,25 1,0	3,0 0,5 1,5 1,0	космического пространства. Жидкий азот в большом ко- личестве используют в ракет- ной технике. В атомной энер- гетике и радиоэлектронике жидкий азот применяют для создания инертной среды, охлаждения лазеров, мазе-
Всего:	3,25	6,0	
ров, при различных иссле-
дованиях в термостатических условиях. В последнее время жидкий азот
стали применять при хранении и транспортировке пищевых продуктов.
Данные об уровне и перспективах потребления азота в СССР пред-
ставлены в табл. 3. Из нее следует, что в настоящее время расход азота
Таблица 4
Области применения	Распределение азота по отраслям промышленности по годам			
	1964		1970	
	млн. мя	% к итогу	млн. м3	% к итогу
Химическая	2035	42	5 120	39,1
Металлургическая	1019	21	2 385	18,2
Нефтеперерабатывающая	417	8,8	1 050	8,0
Моделирование условий косми-	372	7,7	1 125	8,6
ческого пространства Испытание ракет	242	5	905	6,9
Атомная энергетика и радио-	278	5,7	875	6,7
электроника Пищевая промышленность и	196	4	840	6,4
транспортировка скоропортя- щихся продуктов Биологические исследования	77	1,6	250	1,9
Прочие	212	4,4	550	4,2
Всего:	4848	100	13 100	100
8
составляет 6,1 млрд, м8 в год при ежегодном приросте, как и в других
странах, 16%.
Распределение азота по областям применения в капиталистических
странах за период 1965—1970 гг. характеризуется данными табл. 4.
В СССР потребность в аргоне в 1970 г. составила 15 млн. м8 в год,
а в криптоне — около 15 тыс. м8 в год. В девятой пятилетке производство
аргона и криптона увеличилось вдвое.
Данные о производстве аргона в США и распределение его по обла-
стям применения представлены в табл. 5.
Таблица 5
Области применения	Распределение аргона по областям при- менения в США по годам			
	1966		1967	
	тыс. м3	% к итогу	тыс. м3	% к итогу
Разливка стали в атмосфере аргона Создание инертной среды в промышленности:	4 640	11,5	5 610	12,4
химической	3 710	9,2	3 980	8,8
металлообрабатывающей	3 750	9,3	4 115	9,1
атомной	3 230	8,0	3 665	8,1
Сварка в атмосфере аргона:	6 050			
алюминия и его сплавов		15,0	6 740	14,9
стали и других металлов	5 170	12,8	5 700	12,6
Производство чистых титана, циркония, ниобия, молибдена	3 230	8,0	3 575	7,9
Ламповая и радиоэлектронная промышленность	4 280	10,6	4 885	10,8
Исследования и низкотемпературная техника	2 020	5,0	2 445	5,4
Тепловые процессы	1 450	3,6	1 675	3,7
Прочие	2 830	7,0	2 850	6,3
Всего:	40 360	100	45 240	100
ПОЛУЧЕНИЕ ГАЗООБРАЗНОГО ВОДОРОДА ИЛИ
АЗОТО-ВОДОРОДНОЙ СМЕСИ
ПРОИЗВОДСТВО ЭТИЛЕНА, ПРОПИЛЕНА
И ДРУГИХ УГЛЕВОДОРОДОВ
Первоначально газообразный водород или азото-водородную смесь,
используемую для производства аммиака, получали методом разделения
коксового газа при низких температурах. Этот процесс долгое время
обеспечивал получение наиболее дешевых минеральных азотных удобре-
ний. При производстве азото-водородной смеси методом паровой конверсии
природного газа стоимость аммиака значительно снизилась, вследствие
чего процесс разделения коксового газа при низкой температуре был
вытеснен. Однако такие ведущие фирмы ФРГ, как «Линде» и «Мессер
Грисхейм», французская фирма «Лэр Ликид», продолжают активно совер-
шенствовать процесс разделения коксового газа. Так, в 30-е годы произво-
дительность одного агрегата разделения коксового газа составляла
12000 м8/ч, а в настоящее время один агрегат обеспечивает разделение
коксового газа в количестве 300 000 м8/ч для получения 1100—1200 т
аммиака в сутки в одном агрегате.
Чистый этилен (частично пропилен) является исходным сырьем для
производства полиэтилена, окиси этилена, пропилена и стирола, винил-
хлорида, спирта, этиленбензола, дихлорэтана и других важнейших
9
продуктов. Чистый этилен в основном получают при низких температурах
в результате разделения смесей углеводородных газов. Значительную
часть этих продуктов извлекают из газов термического разложения нефти
различных ее погонов или этана, пропана и бутана.
В последние годы удалось извлечь 30% этилена от массы тяжелых
фракций нафты.
В странах Западной Европы наметилась тенденция к использованию
более тяжелых и дешевых, чем нафта, фракций.
При одновременном извлечении пропилена, когда отношение этилен :
пропилен составляет 1,5 : 1,8, количество получаемого этилена от массы
сырья составляет около 20%.
Рост промышленного производства этилена с 1955 по 1970 г. можно
проследить на примере одного из заводов ФРГ (табл. 6).
Таблица 6
Номер установки	Год ввода в эксплуа- тацию	Произво- дитель- ность по этилену, т в год	Сырье
1	1955	10 000	Газообразный этан, пропан
2	1959	30 000	Легкая нефть
3	1961	75 000	Легкая и тяжелая нефть
4	1966	200 000	Легкая и тяжелая нефть
5	1968	320 000	Тяжелая нефть
6	1970	450 000	Тяжелая нефть
По данным фирмы «Линде» (ФРГ), производительность одной уста-
новки в 1960—1964 гг. составляла 50—100 тыс. т этилена в год. В 1965—
1966 гг. производительность самой крупной установки возросла до
300 тыс. т в год, или за пятилетие в 3—6 раз. В настоящее время производ-
ственная мощность выпускаемых установок равна 500 тыс. т этилена в год,
а в перспективе увеличится до 700 тыс. т в год, или около 100 т этилена
в час. В пересчете на газ это составит около 80 000 м8 чистого этилена
в час. В настоящее время в США, Японии, ФРГ сооружаются установки
производительностью 500—700 тыс. т этилена в год.
Уровень производства этилена в крупнейших капиталистических
странах мира характеризуется данными табл. 7.
Таблица 7
Страна	Мощность, тыс. т в год в 1970 г.	Увеличение мощ- ностей к 1973—1974 гг., тыс. т в год	Фирмы-поставщики
Англия	1400	700	«Келлог» (США), «Люмус» (ФРГ) «Линде» (ФРГ), «Люмус»
Италия	1300	1400	
Нидерланды	1100	1900	«Линде», «Люмус»
•Франция	1000	1500	То же
ФРГ	2200	5400	»
США	7600	5000	«Юнион Карбайд» (США)
Япония	2700	4500	«Люмус»
В большинстве случаев в качестве сырья используются нафта и более
тяжелые виды нефтяного сырья.
В настоящее время технология производства этилена и пропилена
усовершенствована, в частности осуществлен переход от поршневых
компрессоров к турбокомпрессорам высокой производительности, повы-
шено давление газа и улучшены процессы осушки газа орошением органи-
10
ческими веществами, усовершенствованы холодильный цикл и процесс
очистки газа от ацетилена и сероводорода. Внесены прогрессивные изме-
нения в энергетику этого процесса путем использования тепла отходящих
газов для производства пара высокого давления и перехода электропри-
водов на паровые как для компремирования, так и для производства
холода; был усовершенствован процесс удаления ацетилена из газовой
смеси. В результате с 1960 по 1970 г. стоимость получаемого этилена
была снижена в 2,5 раза.
При разделении сложных углеводородных газов наряду с этиленом
С2Н4 получают значительное количество таких тяжелых углеводородов,
как СаНв, С3Нв, С3Н8, в чистом виде, являющихся сырьем важных хими-
ческих продуктов: хлорэтан, тетрапропилен, полипропилен, окись про-
пилена и др. В связи с этим ежегодный прирост производства в этой отра-
сли в последние годы продолжает увеличиваться.
ОЖИЖЕНИЕ ПРИРОДНОГО ГАЗА
В последние годы появилась новая, чрезвычайно перспективная
отрасль обработки углеводородных газов — ожижение и транспорти-
ровка в жидком виде природного газа. Если в настоящее время произво-
дительность крупной установки жидкого кислорода составляет 5—8 т/ч,
то производительность наиболее крупной установки для ожижения при-
родного газа — от 70 до 80 т/ч. Природный газ транспортируют в танкерах
водоизмещением. 500—700 тыс. т. Увеличение производства природного
газа связано со значительным ростом потребления энергии и изменением
энергетического баланса развитых стран. Темпы роста потребления при-
родного газа в Западной Европе и США по годам иллюстрируются данными
табл. 8.
Т а б лиц а 8
Годы	Страны	Потребление топлива					
		всего, 1016 ккал в год	доля мирового потребления, %				
			всего	в том числе			
				уголь	жидкое топливо	приоод- ный газ	гидро- и ядерная энергия
1950	Западной Европы	1,7	10	75,5	15	0,5	9
	США к	8,8	50,5	42	33	20	5
1960	Западной Европы	2,5	8,4	56	32	1,5	10,5
	США	11,3	33,7	27	36	33	4
1970	Западной Европы	4	8,2	28	55	6,5	10,5
	США	17,4	35,5	25	38	30	7
В Англии, Франции, Италии и Японии в настоящее время в значи-
тельном количестве используется привозной жидкий природный газ,
а в США сооружаются значительные емкости жидкого природного газа
для снабжения потребителей во время пиковых нагрузок.
Производительность установок для ожижения природного газа за
истекшие 10 лет быстро возросла. Так, в 1964 г. в Калифорнии (США)
была сооружена установка мощностью по ожижаемому природному газу
2300 м8/ч, в которой использован холодильный цикл с расширением газа
в детандере. С 1966 г. в Мемфисе (США) работает установка, ожижающая
природный газ в количестве 5600 м8/ч. Как видно, к этому году мощность
установок ожижения природного газа приблизилась к мощности устано-
вок жидкого кислорода. В установке реализован классический каскадный
холодильный цикл, где холодильными агентами являются пропан, этилен
и метан.
11
Первая установка, перерабатывающая 168 тыс. м8 природного газа
в 1 ч, состоящая из трех агрегатов (каждый производительностью по
жидкому природному газу 40 т/ч), была сооружена в Алжире (г. Крампель),
а затем в Ливии (г. Марса-Брега) была создана самая мощная в мире
установка, предназначенная для ожижения природного газа в количестве
390 тыс. м8/ч. Данная установка включает в себя два агрегата производи-
тельностью по жидкому природному газу 140 т/ч. В качестве холодиль-
ного цикла в установке применен классический каскадный цикл, предло-
женный Пикте. Агрегаты ожижения природного газа превышают по про-
изводительности в 20—30 раз агрегаты жидкого кислорода. В качестве
приводов в этих установках используются паровые или газовые турбины
мощностью 60—80 тыс. кВт для каждого агрегата.
Советский ученый А. П. Клименко предложил оригинальный эффек-
тивный внутренний каскадный цикл для ожижения природного газа,
который будет описан ниже.
ПРОИЗВОДСТВО И ИСПОЛЬЗОВАНИЕ
жидкого ВОДОРОДА, ДЕЙТЕРИЯ
и тяжелой воды
В последние годы наблюдается значительный рост производства
жидкого водорода, дейтерия и тяжелой воды. В табл. 9 представлены
данные по производству жидкого водорода на крупнейших заводах США
и некоторых заводах Франции.
Для хранения жидкого водорода созданы стационарные емкости
до 3800 м8, транспортные танки емкостью 130 м8 с суточной испаряемостью
0,5% от общей емкости.
Таблица 9
Фирма	Год ввода в строй	Производитель- ность, т		Сырье	Количество орто* и параконверто- ров	Емкость для хра- нения жидкости, тыс. л.
		суточная	годовая			
США «Эйр Продакте»	1957	0,75	274	Водород электролиза	2	76
То же	1957	4	1 460	Пропан	2	45,5
»	1958	30	10 950	Мазут	5	76
»	1963	32	11 680	Природный газ	7	1520
»	1965	32	11 680	То же	7	3800
«Эйр Ридакшн»	1964	6	2 190	»	—	—
«Линде»	1960	6	2 190	Метано-водородная смесь	3	200
То же	1962	30	10 950	Природный газ	3	1600
»	1964	60	21 900	Метано-водородная смесь	—	3600
»	1965	34	12 400	Коксовый газ	—	3600
Национальное бюро стан- дартов	1952	0,5	182	—	—	—
То же	1963	1,0	365	—	——	—
«Сторейджес»	1957	1,5	548	—	—	—
Другие фирмы	1965	12,0	4 380	—	—	—
То же	1965	—	4 131 (оценка)			—
Итого:	—	—	89 980		—	—
Заводы Франции	19G4	0,16	60	—	—	—
	1966	0,84	300	—		—
12
Из всего количества жидкого водорода, производимого в США,
около 50% используется для нужд ракетной техники, около 15% потре-
бляется в качестве топлива в ракетных двигателях самолетов.
Проектируемые заводы синтетического аммиака производительностью
1 млн. т в год будут потреблять в течение часа 280 тыс. м3 техничес-
кого водорода, что соответствует 130 т аммиака. Таким образом, каж-
дый завод синтетического аммиака при извлечении дейтерия из про-
изводимого водорода методом низкотемпературной ректификации спо-
собен обеспечить тяжелой водой атомную электростанцию мощностью
1 млн. кВт.
В настоящее время в эксплуатации находятся установки для про-
изводства тяжелой воды: во Франции производительностью 4 т в год,
в Индии по проекту фирмы «Линде» — 15 т в год, несколько установок
в США общей производительностью 40 т в год, значительное количество
установок в СССР.
ПРОИЗВОДСТВО И ПРИМЕНЕНИЕ ЖИДКОГО]
И ГАЗООБРАЗНОГО ГЕЛИЯ]
В настоящее время весьма широко применяют жидкий и газообразный
гелий для исследований в термостатических условиях, для использования
явления сверхпроводимости, а также для получения глубокого вакуума.
Жидкий или газообразный холодный гелий применяют для исследо-
вания в термостатических условиях в области температур от 1,8 до 15 К.
Жидкий гелий необходим для использования явления сверхпроводи-
мости в сверхпроводящих магнитах, а также при передаче электроэнергии
на значительные расстояния. При температурах жидкого гелия, близких
к 4 К, сопротивление прохождению электрического тока исчезает (явление
сверхпроводимости), что в конечном итоге приносит ощутимую выгоду.
Сверхпроводимость найдет широкое применение и в электронных
устройствах. Потребление холода этими устройствами характеризуется
данными табл. 10.
Таблица 10
Устройства	Температура охлаждения, К	Холодопроизво- дительность, Вт
Мазеры	2,2—4,2	1—4
Вычислительные машины	3,4—4,2	1—10
Сверхпроводящие электро-	4,1—12	0,5—2
цепи		
Инфракрасные детекторы	4,2—50	0,5—2
Жидкий гелий применяют для получения глубокого вакуума при
имитации условий космоса. При температуре жидкого гелия давление
насыщенных паров вымораживаемых газов N2, СО, Аг и О2 приближается
к 10—15 мм рт. ст.
В СССР производство жидкого гелия развивается значительными
темпами. Потребность в жидком гелии настолько возросла, что в настоя-
щее время необходим серийный выпуск ожижительных установок произ-
водительностью 150, 500 и 1200 л/ч и рефрижераторных мощностью до
10000 Вт. В СССР созданы установка ожижительная гелия производитель-
ностью около 1000 л/ч и рефрижераторная мощностью 6000 Вт при темпе-
ратуре 4,5 К.
13
Большое количество жидкого гелия производится в США. Другими
крупными производителями жидкого гелия являются: ФРГ (насчитывается
около 25 центров, производящих жидкий гелий) и Франция (жидкий
гелий производят около 100 центров). Быстрыми темпами развивается
промышленное ожижение гелия в Японии.
Производительность наиболее крупных установок для получения
жидкого гелия в США приведена ниже.
Производительность, л/ч
Фирма -изготовитель
500 120 600—800 150—200 126 100 2250	«Артур Д. Литтл» «Филлипс Петролеум» «Зульцер» «Гарднер» «Линде» «Эйр Продакте» _СТ1
Рост производства гелия и распределение его по областям применения
в США представлены в табл. 11.
Таблица 11
Распределение гелия по областям применения в США по годам
[Область применения и запасы гелия	1965		1966		1967	
	тыс. м3	% к итогу	тыс. м8	% к итогу	тыс. м*	% к итогу
Ракетная и космическая тех- ника	9570	40	10 465	40,1	11 230	41,2
Научно-исследовательские работы Сварка	2400	10,4	3 290	12,6	4 090	15
	3080	13	3 810	14,6	3 840	14,1
Инертно-защитная среда	2900	12,2	3 235	12,4	3 410	12,5
Воздухоплавание	1670	7	1 935	7,4	1 910	7
Хроматография и медицина	720	2,4	780	9	730	2,9
Прочие	960	4	1 045	4	1 035	3,8
Запасы	2550	11	1 540	5,9	955	3,5
Таблица 12
	Количество, 10* м3			Количество, 10*/,м8	
Заводы	чистого гелия	гелиевого концентрата для подзем- ного хране- ния	Заводы	чистого гелия	гелиевого концентрата для подзем- | ного хране- ния
Заводы частных фирм: «Аламо- Кеми кал Гарднер» (Гринвуд, Канзас) «Рифайнэд Гелиум» (Отис, Канзас) «Кер-Мак Дони» (На- вайо, Нью-Мексико) «Ситис Сервис Хе- лекс» (Улисс, Канзас) «Национальная ге- лиевая корпорация»	3,78 5,04 1,82	21,87 35,70	(Либерал, Канзас) «Норзерн Хелекс» (Буштон, Канзас) «Филлипс Петролеум» (Думэс, Техас) « Ф и л липе Петролеум» (Шерман, Техас) Заводы Горного бюро: Амарилло, Техас Экселл, Техас Навайо, Нью-Мекси- ко Кейес, Оклахома Отис, Канзас	4,62 5,74 2,10 9,94	16,07 16,60 14,95 1,04
			Всего:	33,04	106,23
14
В последние годы в связи с развитием атомной энергетики, сверх-
проводимости, специального приборостроения, высоковакуумной техники,
широких исследований в физике твердого тела и плазмы появилась необ-
ходимость в получении температур 1—5 К. Самая низкая температура,
достигнутая в лабораторных условиях в гелиевых ожижительных и рефри-
жераторных установках, составляет 0,1 К (с получением 0,75 л жидкого
гелия в час), а самые крупные рефрижераторные установки имеют холодо-
производительность около 25000 Вт.
Особенно наглядно развитие области гелиевых температур — основ-
ного потребителя газообразного гелия — иллюстрируется уровнем про-
изводства последнего вьСША (табл. 12).
Обращает на себя внимание самая мощная установка, созданная
в 1963 г. в г. Либерале, которая перерабатывает 1 млн. м3 природного
газа в час с содержанием 0,4% гелия, с высотой разделительных колонн
30 м и диаметром 3,5 м, с общей массой аппаратуры, работающей при
низких температурах, равной около 500 т.
Глава II
ТЕРМОДИНАМИЧЕСКИЕ И ТЕПЛОФИЗИЧЕСКИЕ
СВОЙСТВА ВЕЩЕСТВ
ТЕРМОДИНАМИЧЕСКАЯ ХАРАКТЕРИСТИКА
РЕАЛЬНЫХ ГАЗОВ
Процессы охлаждения и сжижения газов характеризуются так назы-
ваемыми термическими величинами: р — абсолютное давление; v — удель-
ный объем; Т — абсолютная температура; калорическими величинами:
ср — изобарная теплоемкость; с0 — изохорная теплоемкость; и — внутрен-
няя энергия; S — энтропия; г — теплота парообразования; / — энталь-
пия.
УРАВНЕНИЯ СОСТОЯНИЯ
Для идеального газа зависимость между р, v и Т определяется урав-
нением Клапейрона
pv = RT,	(П-1)
которое становится неточным при высоких давлениях и низких температу-
рах. Для реального газа соотношение между параметрами р, v и Т выра-
жается уравнением Ван-дер-Ваальса
+	=	(П-2)
где а и b — константы, зависящие от температуры и определяемые опыт-
ным путем. Можно пользоваться также уравнениями Бертло, Битти-
Бриджмена, Камерлинг-Оннеса, Планка, также включающими в себя
экспериментально найденные константы. Изотермы реального газа в коор-
динатах р — v изображены на рис. 1. Параметры ркр, окр и Ткр характе-
ризуют критическое состояние вещества. При понижении температуры
и повышении давления до критической точки изотерма Ткр имеет точку
перегиба с критическими параметрами окр (критический удельный объем)
и ркр (критическое давление). При р > ркр и температуре ниже Ткр
вещество всегда находится в жидком состоянии. Оно будет также в состоя-
нии жидкости при Т < Ткр влево от кривой кипения. При Т >• Ткр,
как бы ни было высоко давление, газ не переходит в жидкость и находится
в состоянии перегрева. При Т < Ткр вправо от кривой конденсации газ
также находится в состоянии перегрева. Область между кривыми кипения
и конденсации является областью влажного пара.
Для определения величин а и b в уравнении (П-2) преобразуем его
В критической точке имеем:
dp_ = _ RT	2а
dv (v — b)2	v3 ’
<Рр = 2RT	6a _
dv2 (v — b)3	vi
(П-4)
(11-5)
16
Разделив уравнение (П-5) на (П-4), получим
* = 4-fKp.	(П-6)
О
Подставляя в уравнение (П-4) величину b из уравнения (П-6), полу-
чим
а = RTKpvKp.	(П-7)
Для технически важных газов значения ркр, vKp и Ткр помещены
в табл. 15. Чтобы получить уравнение состояния в критической точке,
подставим в уравнение (П-2) величины а, b из уравнений (П-6) и (П-7):
(ркр + ----— 2Р КР 'j (и«Р з-1'1*?) = ^кр-
или	\	8 икр Л 3	7
Ркр^кр — ~g- RTkp-	(П-8)
RT
Для идеального газа отношение -------равно 1. Для реальных
Ркр^кр
газов это отношение, полученное опытным путем, существенно отклоняется
Рис. 1. р— v-диаграмма реального
газа.
от 1. Так, оно равно для: Н2 — 3,28; N2 — 3,43; О2 — 3,42; СО2 — 3,64;
Не — 3,31; Аг — 3,43; С2Н4 — 3,69; СН4 — 3,46.
Термические величины в уравнении состояния могут быть заменены
приведенными, т. е. кратными соответствующим критическим значениям.
Так, приведенное давление будет л — приведенный объем <р =
v	>
=----, приведенная температура 0 = „—. Для критической точки
^кр	1 кр
л = ф = 0 — 1. Уравнение состояния Ван-дер-Ваальса в приведенных
величинах
(«+-|) (3<р- 1) = 86.	(П-9)
Уравнение (П-9) позволяет построить диаграмму л — <р (лист 1),
по оси абсцисс которой отложены значения приведенных объемов, по оси
ординат — приведенных давлений и в плоскости координат — кривые
приведенных температур. Как следует из диаграммы, при одинаковых л
и 0 все газы имеют одинаковые приведенные объемы. Эта закономерность
носит название закона соответственных состояний. При известных крити-
ческих параметрах данного газа и заданных условиях по двум параметрам
определяется третий искомый. Диаграмма л — <р имеет большую научную
и практическую ценность, так как ее можно применять для изучения неис-
следованных газов.
2 И. П. Усюкин
17
ТЕРМОДИНАМИЧЕСКИЕ СВОЙСТВА
Сжимаемость газов. По диаграмме л—<р нельзя достаточно точно
определять искомые параметры р, v, Т. Большую точность при определе-
нии указанных величин дают диаграммы z — р технически важных газов,
построенные по экспериментальным данным. На этих диаграммах при-
веден коэффициент сжимаемости, определяемый по формуле
ру
RT ’
(П-10)
На листе 2 представлена диаграмма z — р сжимаемости для воздуха;
на листе 3 для параводорода; на листе 4 для аргона.
При отсутствии опытных данных для газов или диаграмм z — р
следует пользоваться диаграммой сжимаемости (лист 5) в приведенных
Рнс. 2. Физическая (а) и тех-
ническая (б) работа газа в
р — v-диаграмме.
Рис. 3. а — дроссель-эффект (эффект
Джоуля—Томсона) при I — const;
б— эффект охлаждения при «S = const.
величинах z — п. Эта диаграмма составлена по опытным данным для
двуокиси углерода, азота, водорода, аммиака, метана, пропана, однако
ее с достаточной точностью можно применять для всех газов, критические
параметры которых известны.
Преимущество диаграммы z — л состоит в том, что значения р, v,
Т, рассчитанные по ней, достаточно хорошо совпадают с опытными.
Для определения термических параметров технически важных газов
на основании опытных данных построены диаграммы р — v — Т. На
листе 6 представлена р — v — Т-диаграмма нормального водорода при
температурах 10—78 К и давлениях от 0 до 200 атм (~0—20 МПа). На
листе 7 приведена диаграмма рv—р для неона при давлениях от 0 до 200 атм
(0—20 МПа) и температурах от 30 до 320 К.
Давление насыщенных паров. В криогенной технике при расчетах
часто необходимо знать давление насыщенного пара при заданной темпе-
ратуре. На листе 8 представлена зависимость давления насыщенных
паров от температуры для наиболее важных веществ: Не, Н2, Ne, N2,
воздуха, СО, Аг, О2, СН4, Кг, NO, О3, Хе, СН4, С2Н4, С2Н6, С2Н2, СО2,
H2s, С3Нб, С3Н8, NH3, С4Н8, С4Н10, СбН12, С6Н6.
Для определения давления насыщенных паров следует пользоваться
уравнением
ig₽=4+s>	(п*п>
где величины А и В — константы, определяемые экспериментально.
Калорические величины. Калорические величины определяют при
помощи термических на основе первого и второго законов термодинамики.
Связь между термическими и калорическими величинами широко
используют при построении диаграмм состояния Т—S, /—S, I—1g р,
1—Т и др. Характерные уравнения, устанавливающие указанную связь,
18
представлены в нижеследующих уравнениях, в левой части которых
расположены калорические величины, а в правой — термические:
	-р];	(П-12)
	i.-’h	(П-13)
‘•-‘s.+’-jo	)Л	(П-14)
‘.-‘.-’Д-ж-		(П-15)
S —s0— J ( дТ		(П-16)
Cp-Cl>=T	dv \ dT )р'	(П-17)
Здесь и далее индекс 0 означает нормальные условия.
rd/—du=^d(pv) = pdv-j-vdp,	|(II-18)
где
pdv — dlf,
vdp = dlt.
В уравнении (11-18) If представляет собой физическую работу расши-
рения газа (рис. 2, а):
(П-19)
a lt — техническую работу (рис. 2, б), равную алгебраической сумме
работы наполнения pxvlt физической {работы расширения lf и работы
вытеснения p^v^ или:
2
It — Pi»i + Q —	— j v dp,	(I I -20)
Пользуясь приведенными выше уравнениями связи между калори-
ческими и термическими величинами, определяют дифференциальный
дроссельный эффект а/ при I — const и дифференциальный эффект рас-
ширения газа as при S — const.
.	Гт(*) -Л
	  е"--<П’21)
\ ор / Z-------------Ср
[ гГ—1 В * * * * * * * *
В инженерных расчетах широко используются понятия изотерми-
ческого дроссель-эффекта и изоэнтропического [эффекта охлаждения.
На рис. 3, а представлена величина Qo изотермического дроссель-эффекта
охлаждения при / = const от расширения газа с р2 до рх. На рис. 3, б
величина Qo изоэнтропического зфЛекта охлаждения газа при его расши-
рении от р2 до рг при S = const.
На листе 10 приведена диаграмма теплот парообразования для наибо-
лее важных в криогенной технике газов, по данным фирмы «Мессер Грис-
хейм».
jJS>
При отсутствии экспериментальных данных значения скрытой теплоты
парообразования подсчитывают по формуле
г-Т^я'-о'),	(П-23)
где г— скрытая теплота парообразования;
PS — давление насыщенного пара;
v"— удельный объем сухого насыщенного пара;
v' — удельный объем жидкости.
На листе 9 представлена построенная по уравнению (П-23) диаграмма
теплот парообразования для наиболее важных в криогенной технике
газов.
Теплоемкость ср определяют из соотношения ср =	поль-
зуясь диаграммами состояния Т—S. Однако для многих газов диаграммы
состояния отсутствуют, в этом случае определяют по диаграмме (ср—
— ср,) — л (лист 11), устанавливающей зависимость теплоемкости от
приведенных давлений и температур.
ДИАГРАММЫ СОСТОЯНИЯ ТЕХНИЧЕСКИ ВАЖНЫХ ГАЗОВ
В инженерных расчетах и точных исследованиях необходимо поль-
зоваться диаграммами: Т—S, /—S, I—Т, /—1g р для газов и их смесей.
Основные физические константы некоторых газов представлены в табл. 13,
14, 15, 16.
Таблица 13
Вещество	Молекулярная масса	Плотность при нормальных условиях (0® С, 760 мм рт. ст.), кг/ма	Удельная теплоем- кость при 0,1 МПа и 0° С, Дж/(моль*К)
Аммиак	17,031	0,7714	35,54
Окись углерода	28,00	1,25	29,09
Двуокись углерода	44,01	1,9768	36,70
Воздух	28,95	1,2928	29,08
Кислород	32,00	1,42895	29,31
Двуокись серы	64,06	2,9263	39,85
Сероводород	34,08	1,5392	34,02
Азот	28,016	1,2505	29,10
Окись азота	30,008	1,3402	29,90
Закись азота	44,016	1,9780	38,70
Водяной пар	18,016	0,804	33,18
Водород	2,016	0,08987	28,90
Аргон	39,944	1,7839	20,82
Гелий	4,002	0,1785	20,94
Криптон	83,7	3,74	20,79
Неон	20,183	0,8999	20,83
Ксенон	131,3	5,89	20,80
Воздух. Состав сухого воздуха, принятый Международным соглаше-
нием в 1947 г. в качестве стандартного, представлен в табл. 16. Средняя
молекулярная масса его — 28,966.
В атмосферном воздухе всегда находится водяной пар, содержание
которого зависит от температуры воздуха и степени его насыщения.
Содержание водяного пара в 1 кг сухого воздуха в граммах показано
на рис. 4.
В настоящее время имеется значительное количество диаграмм состоя-
ния воздуха, многие из которых построены на основе экспериментов и
достаточно точных методов расчета.
20
Таблица 14
Вещество	Переход из газообразного состояния в жидкое			Переход из жидкого состоя- ния в твердое. Температура плавления, К
	температура кипения при 760 мм рт. ст., К	удельная масса дл.я жидкости при температуре кипения, кг/л	теплота парооб- разования при температуре кипения, Дж/моль	
Аммиак	239,8	0,682	23 369,4	195,5
Окись углерода	81,7	0,799	6 026,8	68,10
Двуокись углерода	194,7	0,793	16 248,7	—
Воздух	80,16	0,860	—	—-
Кислород	90,19	1,12	6 820,8	54,36
Двуокись серы	263,2	1,46	25 032,3	197,85
Сероводород	212,8	0,96	18 688,3	187,56
Азот	77,4	0,812	5 523,7	63,16
Окись азота	121,2	1,27	13 725,8	109,46
Закись азота	J84,5	1,225	23 823,6	182,56
Вода	373, |6	0,9584	40 724,1	273,16
Водород	20,4	0,070	941,8	13,96
Аргон	87,3	1,42	6 512,6	83,86
Гелий	4,3	0,1222	93,75	1,76
Криптон	120,0	2,45	9 670,2	116,16
Неон	27,1	1,21	1 740,4	24,56
Ксенон	165,2	3,08	12 641,3	161,26
Метан	111,5	0,424	8 057,2	.89,16
Этан	184,6	0,546	14 676,5	89,56
Этилен	169,7	0,610	13 641,8	103,86
Ацетилен	189,6	0,618	17 860,0	191,36
Пропан	230,6	0,582	18 050,0	93,26
Пропилен	226,2	0,610	19 233,8	87,96
Бутан	273,8	0,579	5 591,2	138,16
Таблица 15
Вещество	Теплота плавле- ния, Дж/моль	Критическое давление PKD, МПа	Критическая температура гкр- К	Критический объем, м3/кг
Аммиак	5760,5	11,52	405	4,255
Окись углерода	845,1	9,56	192,96	3,32
Двуокись углерода	7958,6	7,5	304,16	2,156
Воздух	—	3,843	132,56	2,83
Кислород	510,4	5,134	154,36	2,326
Двуокись серы	7360,9	8,037	430,46	1,908
Азот	711,4	3,465	126,26	3,21
Окись азота	2298,7	6,60	180,16	2,18
Вода	6010,6	22,55	620,96	3,18
Водород	117,2	1,322	33,25	32,26
Аргон	1205,6	4,958	150,76	1,883
Гелий	13,99	0,233	5,26	14,49
Криптон	1634,5	5,599	209,36	1,1
Неон	335,6	2,78	44,46	2,066
Ксенон	2297,4	6,012	289,76	0,87
Метан	936,3	4,721	190,66	6,173
Этан	2790,4	4,99	305,36	4,86
Этилен	2922,0	5,237	282,66	4,63
Ацетилен	2507,6	6,470	309,06	4,0
Пропан	3517,9	4,339	369,77	4,425
Пропилен	2927,3	4,68'	365,46	4,193
п-Бутан	4384,8	3,72	426,16	4,125
21
Таблица 16
Газ	Химическая формула	Содержание, % об.	Содержание, % вес.	Молекулярная масса, кг/моль
Азот	N,	78,09	75,5	28,016
Кислород	О2	20,95	23,1	32
Аргон	Аг	0,93	1,288	39,994
Двуокись углерода	со2	0,033	0,055	44,01
Неон	Ne	1,8.10-»	1,3- 1O'S	20,183
Гелий	Не	5,24-10’4	7,2-10’4	4,003
Криптон	Кг	ЬЮ’4	2,9-10'4	83,800
Ксенон	Хе	8-10"6	3,6- IO’6	131,3
Водород	н2	5-10-»	3,5-10-’	2,016
Озон	Оз	2- 10"»	3,3- io-®	48,000
Бойером и Швиером разработана диаграмма Т—S для диапазона
давлений от 1 до 1200 бар (0,1—120 МПа) и температур от 80 до 450 К,
представленная на листе 12. По опытным данным Доджа и Дюнбара,
Армстронга, Дина, Роебук и др., Вассерман, Казавчинский и Рабинович
вывели уравнения для давлений кривой сухого насыщенного пара
lgp = 6,18794 — 3,940496Г1 — 2,590290! + 1,308940? —0,217940?,	(II-24)
а также для кривой кипения жидкости
1g р = 7,42564 — 3.929О50Г1 — 5,2915801 + 3,427760? — 0,811820?,	(II-25)
где
По этим уравнениям были построены диаграммы состояния воздуха
Т—S в интервале температур от 68 до 350 К и давлений от 0,25 до 500 бар
(0,025—50 МПа) (лист 13), а также диаграмма I—S в пределах температур
от 200 до 1300 К и давлений от 0,25 до 1000 бар (0,025—100 МПа) (лист 14).
На листе 15 представлена /—Т’-диаграмма для давлений от 0,5 до 200 атм
(~0,05—20 МПа) и температур от —210 до 80° С.
В последнее время для тепловых и энергетических расчетов получает
большое применение новый термодинамический параметр — эксергия
(работоспособность). На листе 16 изображена диаграмма I—ех, энтальпия—
эксергия.
Азот. Наряду с воздухом в криогенной технике широко применяют
азот. В настоящее время на основе экспериментального изучения терми-
ческих и калорических свойств азота построен ряд диаграмм. На листе 17
изображена / — 1g р-диаграмма для давлений от 1 до 200 кгс/см2 (—0,1—
20 МПа) и температур от 77 до 300 К.
На листе 18 приведена диаграмма Т—S для температур от тройной
точки до 400 К и давлений от 1 до 10000 атм (~0,1—1000 МПа), включая
кривую затвердевания от 200 до 10000 атм (~20—1000 МПа). Использова-
ние диаграммы в области выше критических давлений и ниже критических
температур при этих давлениях несколько затруднено ввиду малого
масштаба, однако эта диаграмма является единственной для сверхвысоких
давлений азота. На листе 19 изображена диаграмма /—Т в пределах
температур от —210 до 60° С и давлений от 0,2 до 300 ат (—0,02—30 МПа),
а на листе 20 —для более высоких давлений до 1000 бар (100 МПа) и для
температур от 77 до 330 К. Используя данные ряда исследователей об
упругости паров азота, Вассерман, Казавчинский и Рабинович вывели
уравнение упругости паров этого газа в пределах от тройной точки до
критической:
1g р = 7,22575 — 3.930Г1 — 4,3460! + 2,39980? — 0,451930?	(П-26)
22
и уравнение для вычисления дроссельного эффекта:
= 0,023026	[3,9301 — 4 346910? + 4,787740? — 1,355790?].	(11-27)
По приведенным уравнениям авторы рассчитали термодинамические
параметры v, i, г, ср, S для газообразного и частично жидкого азота, на
основе которых они построили Т—S-диаграмму (лист 21) в интервале
температур от 67 до 348 К и давлений от 0,25 до 1000 бар (0,025—100 МПа).
На листе 22 изображена /—S-диаграмма в пределах температур от 200
до 1300 К и давлений от 0,25 до 1000 бар (0,025—100 МПа).
Кислород. Экспериментальные исследования термических и кало-
рических свойств кислорода в широкой области давлений и температур
затруднены вследствие его высокой химической активности. Одной из
первых диаграмм состояния кислорода была диаграмма /—1g р, составлен-
ная для давлений от 0,9 до 70 ата (~0,09—7 МПа) и температур до 300 К
(лист 23). Позднее на основе опытных данных была построена Т—S-лм-
аграмма в пределах температур от 77 до 470 К и давлений от 1 до 150 ата
(~0,1—15 МПа), изображенная на листе 24.
На листе 25 представлена /—Т-диаграмма для кислорода в области
давлений от 1 до 1000 бар (0,1—100 МПа) и температур от 80 до 348 К
с точностью, достаточной для технических расчетов.
Вассерман, Казавчинский и Рабинович на основе данных ряда иссле-
дователей вывели уравнения для кривой давления насыщенного пара
кислорода, теплоты парообразования, рассчитали и составили таблицы
зависимости термодинамических свойств кислорода (v, S, /, ср) от темпе-
ратур насыщения до 1300 К и давлений до 1000 бар (100 МПа) и по полу-
ченным данным построили Т—S-диаграмму (лист 26) для температур от 78
до 348 К и давлений от 0,25 до 1000 бар (0,025—100 МПа).
На листе 27 представлена I—S-диаграмма для кислорода в интервале
температур от 200 до 1300 К и давлений от 0,25 до 1000бар (0,025—100 МПа).
Аргон. На основе экспериментальных данных, полученных Ишки-
ным, Роговой, Мичелсом в результате изучения термических и калори-
ческих свойств аргона, построена Т—S-диаграмма в пределах температур
от 88 до 300 К и давлений от 1 до 200 ат (——0,1—20 МПа) (лист 28).
Дин по данным различных исследователей составил таблицы термо-
динамических свойств аргона (v, I, S, ср, ср) от температуры насыщения
до 600 К и давлений от 0,1 до 600 атм (—0,01—60 МПа) и на основе этого
построил диаграмму Т—S (лист 29), где нанесены также кривые кристал-
лизации прй давлениях до 6000 атм (—600 МПа). Представленная на листе
29 Т—S-диаграмма обладает необходимой точностью и является един-
ственной для высоких давлений и области кристаллизации.
На листе 30 представлена /—Т-диаграмма аргона для давлений от 1
до 200 ат (—0,1—20 МПа) и температур от 87 до 300 К-
Рабинович, Казавчинский и др., рассчитав термодинамические свой-
ства аргона (v, i, S, ср), составили таблицы и предложили диаграмму
состояния Т—S в пределах температур от 74 до 350 К и давлений от 0,25
до 1000 бар (0,025—100 МПа) (лист 31). Ими же составлена диаграмма
/—S в интервале температур 200—1300 К и давлений 0,25—1000 бар
(0,025—100 МПа), изображенная на листе 32.
Водород. Первая диаграмма состояния для технического водорода
в координатах Т—S (лист 33) была разработана Кеезомом и Хоутхоффом
для области давлений от 0,4 до 50 ат (от 0,04 до 5 МПа) и температур
от 14 до 100 К.
Измерив эффект Джоуля—Томсона для водорода; Редер, Цебер и
Гудвин построили Т—S-диаграмму нормального водорода (лист 34)
в пределах температур от 14 до 100 К и давлений от 0,1 до 340 атм (—0*01—
34 МПа)..
23
На листе 35 приведена Т—S-диаграмма для нормального водорода
в пределах температур от 15 до 50 К и давлений от 0,25 до 550 бар (0,025—
55 МПа). На листе 36 представлена диаграмма Т—S для нормального
водорода при температурах от 20 до 170 К и давлениях 0,25 до 1500 бар
(0,025—150 МПа). На листе 37 дана диаграмма Т—S для нормального
водорода в пределах температур от 150 до 350 К и давлений от 0,25 до
3000 бар (0,025—300 МПа). На листе 38 дана Т—S-диаграмма для пара-
водорода при температурах от 20 до 170 К и давлениях от 0,25 до 1500 бар
(0,025—150 МПа). На листе 39 представлена Т—S-диаграмма для пара-
водорода в области давлений от 0,25 до 2000 бар (0,025—200 МПа) и темпе-
ратур от 150 до 350 К. Представленные диаграммы для нормального водо-
рода и параводорода, построенные сотрудниками Одесского института
инженеров морского флота, дают возможность производить достаточно
точно расчеты и исследования в широких областях давлений и температур
для обеих модификаций водорода.
Дейтерий. На основе аналитических расчетов и корреляции экспе-
риментальных данных Прид и другие по давлению насыщенного пара
и термическим величинам р, v, Т для газообразного и жидкого дейтерия
в области давлений от 0,1 до 100 атм (~0,01—ЮМПа) и температур от 20
до 100 К построили Т—S-диаграмму (лист 40).
Неон. В области температур ниже 77 К, кроме гелия, имеется только
два вещества, пригодных в качестве холодильного агента: водород с тем-
пературой кипения при р = 1 атм (—0,1 МПа), равной 20,4 К, и неон
с температурой кипения 27,2 К. Неон является абсолютно безопасным
хладагентом. Т—S-диаграммы для неона представлены на листах 41,
42 и 43.
Гелий. Из всех известных диаграмм для гелия наиболее точными
являются диаграммы Т—S и I—S, разработанные Одесским институтом
инженеров морского флота.
На листах 44, 45 и 46 представлена Т—S-диаграмма для гелия при
давлениях от 0,1 до 1000 бар (0,01—100 МПа) и температурах соответ-
ственно: от 150 до 350 К; от 20 до 170 К; от 2,2 до 20 К. На листе 47 при-
ведена Т—S-диаграмма для давлений от 0,5 до 100 атм (~0,05—10 МПа)
и температур от 2 до 20 К, построенная Манном и Стюартом. На листе 48
представлена I—S-диаграмма; на листе 49 Т—S-диаграмма для области
температур от 1 до 40 К-
Окись углерода. При расчете аппаратов, предназначенных для очистки
углеводородных газов, необходимо знать термодинамические свойства
окиси углерода. На листе 50 приведена I—1g р-диаграмма для окиси угле-
рода в области давлений от 0,15 до 300 атм (—0,015—30 МПа) и температур
от +200 до —205° С.
Метан, этан и пропан. Природный газ, широко используемый в каче-
стве топлива и технологического газа, состоит в основном из метана,
этана и пропана. В связи с этим знание термодинамических свойств метана,
этана и пропана приобретает особое значение. На листе 51 изображена
/—1g р-диаграмма для метана. В пределах температур от —180 до +80° С
и давлений от 0,2 до 300 ат (~0,02—30 МПа) наиболее точной является
I—Т-диаграмма для метана (лист 52).
На листе 55 представлена I—1g р-диаграмма для этана, построенная
Планком в ограниченном диапазоне параметров, а на листе 56 — Т—S-jw-
аграмма для этана в области давлений от 1 до 500 атм (—0,1—50 МПа)
и температур от 180 до 500 К.
На листе 57 приведена Т—S-диаграмма для пропана в пределах
давлений от 0,1 до 200 атм (~0,01—20 МПа) и температур от —90 до
+ 160°С, построенная, поданным Хэмрин, Тодос сотрудниками института
холода в Карлсруэ; на листе 58 изображена I—1g р-диаграмма для пропана.
Этилен. Этилен в последние годы широко применяют в качестве
основного сырья для производства пластмасс, спиртов, окиси этилена и
24
других веществ; одновременно он широко используется как холодильный
агент. На листе 53 изображена I—1g р-диаграмма, а на листе 54 —
/—Т-диаграмма для этилена.
Водяной пар. В технических расчётах установок ожижения и раз-
деления воздуха и других газов приходится иметь дело со свойствами воды
и водяного пара при сравнительно низких температурах. На листе 59
представлена I—S-диаграмма водяного пара при давлениях от 0,005
до 0,120 кгс/см2 (—0,0005—0,012 МПа) и температурах от —3 до +50o С.
Рис. 4. Зависимость содержания водяного пара в воздухе от дав-
ления и температуры в состоянии насыщения (<р = 1).
Диаграмма /—S водяного пара для значительного диапазона давлений
от 0,001 до 300 атм (~0,0001—30 МПа) и температур от —20 до +550о С
приведена на листе 60.
Влажный воздух. При расчете процессов осушки и увлажнения
воздуха необходимо знать свойства влажного воздуха. На рис. 4 и листе 61
изображены соответственно р—х- и I—х-диаграммы влажного воздуха.
ТЕПЛОФИЗИЧЕСКИЕ СВОЙСТВА ВЕЩЕСТВ
И РАВНОВЕСИЕ ФАЗ ПРИ НИЗКИХ
ТЕМПЕРАТУРАХ
Для правильного решения многих технологических задач и конструк-
торских вопросов, связанных с переносом массы, тепла и гидравлическими
явлениями, необходимо иметь точные данные о плотности, вязкости, тепло-
проводности газов и жидкостей, а также о равновесии между жидкой
и паровой фазами для смесей в широкой области давлений и темпера-
тур.
25
ТЕПЛОФИЗИЧЕСКИЕ СВОЙСТВА ВЕЩЕСТВ
Плотность газов. Плотность таких важных газов, широко приме-
няемых в криогенной технике, как воздух, азот, кислород, аргон, водород
и гелий, можно определять, пользуясь диаграммами состояния веществ.
Плотность неисследованных газов в обширной области давлений и темпе-
ратур следует определять по закону соответственных состояний. На
основе этого закона Хемрин и Тодос построили диаграмму рг—0 (рис. 5).
Вязкость газов и жидкостей. Динамическая вязкость 1 газов в зави-
Рис. 5. Зависимость приведенной плотности от приведенных температуры
и'давления.
Как видно, вязкость Ne, Не, F2, Кг, воздуха, О2, N2, Ar, COlt D2, СО2,
СН4, Н2, С2Н6, С4Н10, С3Н8 с понижением температуры уменьшается.
Вязкость Ne, Не, D2, HD, Н2 для температур ниже 70 К показана на
рис. 7.
Вязкость азота. Для определения вязкости азота в зависи-
мости от давления и температуры применяют уравнение
tlp7. = Г)г 4- 1383р + 2383р2 4- 16075рз — 32888р* 4- 41021 р5	(11-28)
(для интервала р = 0	0,72 кг/дм8),
где 1)рт—вязкость в зависимости от давления р и температуры Т, 10~8Па-с;
— вязкость в зависимости от Т, 10'7 Па-с;
р — плотность, кг/дм3.
На основе уравнения (П-28) были получены значения т)^ для азота
при различных давлениях ц температурах (рис. 9). Из рис. 9 следует, что
с повышением давления й понижением температуры, в особенности при
приближении к критической, вязкость значительно возрастает.
1 Здесь и в дальнейшем под вязкостью подразумевается динамический коэффициент
вязкости Т).
26
у 107кгс с/тг
1}Ю7Ла-С
60 70 80 90 100 120 MJ 150 160 200 2Ь0 280 320 Т, К
Рис. 6. Зависикость вязкости различных газов от температуры
(р ~ 0,1 МПа).

Рис. 8. Зависимость вязкости газообразного азота от да-
вления и температуры (р 500 мм рт. ст.).
Рис. 9. Зависимость вязкости азота от температуры
и давления.
При глубоком вакууме в пределах давлений от 500 до 2 мм рт. ст.
вязкость азота изменяется незначительно, а при дальнейшем снижении
давления она резко понижается (рис. 8).
Вязкость воздуха. Вязкость воздуха в зависимости от давле-
ния и температуры определяют по формуле
V = Лт + 1076Р + 6147Р2 - б313?3 + 13287р4.	(1 Ь29)
Обозначения те же, что и в формуле П-28.
На основе уравнения (П-29) построен график (рис. 10) вязкости
воздуха в зависимости от р и Т.
Следует отметить, что для воздуха закономерны все качественные
изменения г\рТ в зависимости от р и Т, характерные для азота.
Вязкость кислорода. Вязкость кислорода вычисляют
по уравнению
ч\рТ = Т)г + 1199р + 5201р2 - 5811р» + 8914р*.	(Ц-30)
На основе этого уравнения построен график (рис. 11), характеризую-
щий вязкость кислорода в зависимости от р и Т. Изменения в зави-
симости от параметров р и Т те же, что и для азота и воздуха.
29
Вязкость аргона. Уравнение вязкости для аргона в зави-
симости от р и Т имеет вид
V = Т1Г+ И50р + 4290р2 - 3445Рз + 3689р«	(Ц-31)
(для интервала р —0-=- 1,15 кг/дм8).
для интервала р = 0ч-1,15 кг/дм8.
На его основе построен график (рис. 12).
Рис. 11. Зависимость вязкости кислорода от температуры
и давления.
Изменения т)рГ в зависимости от параметров р и Т те же, что для
воздуха, азота и кислорода.
Вязкость водорода, гелия и других веществ.
На рис. 13 показана зависимость вязкости нормального водорода от темпе-
ратуры и давления в пределах температур от 15 до 100 К и давлений от 5
до 1000 атм (—0,5—100 МПа), по данным НПО «Криогенмаш». Характер
зависимости тот же, что и для других перечисленных выше газов. По
тем же данным, на рис. 14 представлена динамическая вязкость нормаль-
ного водорода и параводорода в зависимости от р и Т в пределах от 1
до 500 атм (~0,1—50 МПа) от 100 до 400 К. На рис. 15 показана зависи-
мость вязкости параводорода от р и Т в пределах давлений от 1 до 500 атм
(~0,1—50 МПа) и температур от 15 до 110 К. Характер зависимости тот
же, что и для других перечисленных выше газов.
30
На рис. 16 дана зависимость вязкости гелия от р и Т.
Вязкость неисследованных газов рекомендуется определять по урав-
нению
f L, =о.
V ’It '
(П-32)
В соответствии с уравнением (П-32) построен график (рис. 17).
Рис. 12. Зависимость вязкости аргона от температуры
и давления.
На рис. 18 представлена зависимость приведенной динамической
вязкости Tir =  ^рТ от приведенных давлений л и приведенных темпе-
Чкр
ратур 9. Диаграмма (рис. 18) имеет большое значение, так как позволяет
определять вязкость неисследованных одно- или двухатомных газов
и жидкостей в широкой области давлений и температур. При определении
вязкости газовых смесей пользуются уравнением
_ 1
Лсм“± ,	,Т’
Пх Пу Hz
<11-33)
где х, у, z— объемная или массовая доля компонента в смеси;
Их» Пу, Пг— соответственно вязкости компонентов смеси.
31
т\х
Рис. 13. Зависимость вязкости нормального водорода от темпера-
туры и давления.
Рис. 14. Зависимость вязкости нормального водорода и
параводорода от температуры и давления (до 400 К).
Рис. 15. Зависимость
вязкости параводо-
рода от температуры
и давления.
# 10*г/(см-с)
Рис. 16. Зависимость вязкости
гелия от температуры.
Рис. 17. Зависимость приведенной динамической вязкости газов от приведен-
ных давления и температуры (пределы: л =0,24-10, 0= 1,04-3,0).
3 И. П. Усюкин
Рис. 18. Зависимость приведенной вязкости газов от приведенных темпера-
туры и давления (пределы 0 = 0,3-И00; л = 0,0154-40).
Рис. 19. Зависимость вязкости некоторых сжиженных газов.
Вязкость смеси сжиженных газов определяется из уравнения
lgncM=-«lgTU + t/lg% + zlgTl2-	(П-34)
Вязкость сжиженных газов можно определять графически, пользуясь
рис. 19 и 20.
Теплопроводность газов и жидкостей. Теплопроводность различных
газов при давлении р = 0,1 МПа в зависимости от температуры пред-
ставлена на рис. 21, из которого следует, что с понижением температуры
теплопроводность всех газов резко падает. Для каждого газа теплопровод-
Рис. 20. Зависимость
вязкости некоторых
сжиженных газов от
температуры.
ность необходимо определять экспериментально, при отсутствии опытных
величин пользуются уравнением, характеризующим связь между тепло-
проводностью и вязкостью
1 = есот),	(II-35)
где е = -4- (э-^ 5^ .
4 \ с0 )
Величина в составляет: для одноатомных газов 2,5, двухатомных 1,9
и многоатомных — 1,5—1,75. Таким образом, с помощью уравнения (П-35)
можно приблизительно оценить теплопроводность газов. Однако величина 8
значительно изменяется в зависимости от давления и температуры, особенно
в области, близкой к критической.
Теплопроводность азота. Для определения теплопро-
водности азота пользуются уравнением
лр, Т = Ат + 3074р + 15767р2 — 22696р? + 28503р«	(11 -36)
(для интервала р = 0 -т- 0,7 кг/дм3).
По уравнению П-36 составлен график (рис. 22).
Несколько ранее был построен график теплопроводности азота
(рис. 23). Расхождение между данными графиков (рис. 22 и 23) небольшое.
Теплопроводность кислорода. Графики, характе-
ризующие теплопроводность кислорода, приведены на рис. 24 и 25. Рас-
хождения данных, представленных на рис. 24 и 25, несущественны/''
Теплопроводность аргона. Зависимость теплопровод-
ности аргона от давления и температуры представлена графиками, изобра-
з*	35
Рис. 21. Зависимость теплопроводности различных газов от темпе-
ратуры (р = 0,1 МПа).
азота от температуры и давления.
женными на рис. 26 и 27. Данные графиков (рис. 26 и 27) приблизительно
одинаковы.
Теплопроводность воздуха. На рис. 28 представлена
зависимость теплопроводности воздуха от давления и температуры.
Теплопроводность нормального водорода.
На рис. 29 изображен график, характеризующий зависимость приведен-
Рис. 24. Зависимость теплопроводности кислорода от температуры и давле-
ния.
и температур 0 = ?—. График позволяет определить довольно точно
при расчетах теплопроводность нормального водорода в широких областях
давлений и температур.
37
Рис. 25. Зависимость теплопровод-
ности кислорода от температуры
и давления.
Лк
Рис. 26. Зависимость теплопровод-
ности аргона от температуры и дав-
ления.
Рис. 27. Зависимость теплопроводности аргона от температуры и давления.
м(кВт/(мК)
Рис. 28. Зависимость теплопровод-
ности воздуха от температуры и
давления.
Рис. 29. Зависимость приведенной теплопроводности нормального водорода
от приведенных температуры и давления.
Рис. 30. Зависимость приведенной теплопроводности инертных газов от при-
веденных температуры и давления.
Рис. 31. Зависимость приведенной теплопроводности двухатомных газов от
приведенных температуры и давления.
Теплопроводность гелия, неона, аргона,,
криптона и ксенона. На рис. 30 представлен график тепло-
проводности в приведенных величинах. Для всех двухатомных газов-
в значительном диапазоне давлений и температур приведенная тепло-
проводность дана на рис. 31. Удобство диаграмм в приведенных величинах
заключается в том, что для всех неисследованных газов в любой области.
давлений и температур могут быть найдены теплопроводности, если
известна теплопроводность в критической точке %кр искомого газа.
Теплопроводность наиболее важных сжиженных газов характери-
зуется рис. 32.
Рис. 32. Зависимость теп-
лопроводности некоторых
сжиженных газов от тем-
пературы.
При отсутствии экспериментальных данных теплопроводности сжи-
женных газов можно определить по уравнению
1 = 1,28Рср	,	(П-37>
где р— плотность, г/см3;
с0—теплоемкость, ккал/(кг-град);
т— молекулярная масса;
X— теплопроводность, ккал/(м-ч-град).
РАВНОВЕСИЕ ФАЗ ЖИДКОСТЬ—ПАР
Разделение газовых смесей на составляющие компоненты в основном,
происходит в результате ректификации или дефлегмации, основанных
на различии составов жидкой и паровой фаз при одной и той же темпера-
туре кипения. Для определения равновесия между жидкостью и паром
пользуются термодинамическими зависимостями, основанными на законах
Рауля, Генри и Дальтона.
В соответствии с законами Рауля и Дальтона для бинарной смеси
Р = Рах + Рв (! — *);	(П-38)
х=Р^Рв у = _Ь_	(П-39).
Рд-₽в Р
где р — общее давление пара, состоящее из парциальных давлений рг и р2;
рА, Рв — давления чистых компонентов;
х— молярная концентрация компонента в жидкости;
у — молярная концентрация компонента в паре.
Принимая а =------, получаем зависимость
₽в
ОХ
о-
Для более точного определения у часто пользуются коэффициентами
активности и уравнением Дюгема—Маргулиса. На основе уравнения
{П-40) можно построить х—«/-диаграмму, но она будет иметь лишь при-
ближенные значения; во всех случаях необходимо пользоваться экспе-
риментальными кривыми равновесия фаз.
Равновесие фаз смеси азот—кислород. На листе 62 приведена диа-
грамма равновесия х—у (жидкость—пар), где х — концентрация в жидко-
сти иг/ — концентрация в паре над жидкостью данного компонента в пре-
делах давлений от 1 до 15 ат (~0,1—1,5 МПа).
Из диаграммы следует, что с повышением давления разность концен-
трации между паром и жидкостью уменьшается и тем самым снижается
способность к разделению.
Диаграммой х—у широко пользуются для расчета воздухораздели-
тельных аппаратов.
На листе 63 изображена построенная Лебедевым диаграмма фазового
равновесия р—Т—у—х в пределах давлений от 0,01 до 25 ат (—0,001—
2,5 МПа).
Верхняя абсцисса представляет собой шкалу давления (кривые,
проведенные в плоскости координат), нижняя абсцисса — шкалу темпе-
ратуры (вертикальные линии). На левой ординате дается содержание
азота в паре у% (горизонтальные линии) и в жидкости ха (линии постоян-
ных концентраций в виде кривых проходят в плоскости координат). При
различных давлениях р и содержании азота в жидкости х определяют
температуру кипения смеси (нижняя абсцисса) и содержание азота в паре
{левая ордината).
На правой ординате диаграммы показаны концентрации кислорода
в жидкости = (1 — ха) и содержание кислорода в паре уг = 1 — у2.
Эта диаграмма имеет важное значение в расчетной практике воздухораз-
делительных установок.
В более ограниченных пределах давлений от 0,4 до 10 ат (—0,01—
1 МПа) и температур от 70 до 120 К применяют р—Т—х—«/-диаграмму,
построенную Хогезандом и представленную на листе 64. На листе 65
приведены диаграммы I—ф и S—ф, построенные Бошняковичем для
давлений от 0,5 до 10 ат (—0,05—1,0 МПа) и температур от 70 до 120 К
без учета теплоты смешения компонентов смеси. По оси абсцисс отложены
слева направо концентрации азота в смеси, а по оси ординат — энтальпия
и в нижней части — энтропия.
В плоскости координат изображена область жидкой фазы, где прохо-
дят линии t — const и р = const. В верхней части проведены линии кон-
денсации и вспомогательные линии. Диаграмма I—<р получила широкое
распространение при расчете процессов испарения, конденсации, ректи-
фикации.
Равновесие фаз смеси азот—аргон. На основании данных Фастов-
ского и Петровского была построена р—Т—х—«/-диаграмма, представлен-
ная на листе 66, где по оси абсцисс отложены температуры, по оси ординат,
в левой части, содержание азота в паре у2 и содержание азота в жидко-
сти х2. На правой ординате — содержание аргона в паре г/х и содержание
аргона в жидкости хх.
В плоскости координат проходят линии р = const до 25 ат (2,5 МПа)
и линии постоянных концентраций компонентов в жидкости. Способ
пользования диаграммой тот же, что и для смеси азот—кислород.
Равновесие фаз смеси кислород—аргон. Диаграмма р—Т—х—у,
построенная по результатам исследований Ишкина и Бурбо, Кларка,
42
Наринского, изображена на листе 67 в пределах давлений от 0,7 до 14 ат
(~0,07—1,4 МПа) и температур от 85 до 125 К. Способ пользования диаг-
раммой аналогичен тому же для смеси азот—кислород. Диаграмма тройной
смеси кислород—аргон—азот, построенная Хаузеном для давления 1,36 ат
(—0,139 МПа), приведена на листе 68, где уг и у2 означают содержание
кислорода и аргона в паре, а хг и х2 — в жидкости (сплошные линии
в плоскости координат). Пунктирными линиями даны линии Т — const.
При заданных концентрациях хг и х2 могут быть найдены уг и у2,
а также температура смеси. Так, для хх = 30% О2 их2 = 10% Ar =
= 11,7% О2, у.£ = 5,7% Аг и Т = 83 К. На основании уравнений (П-38),
(П-39) и (П-40) можно вывести уравнение для трехкомпонентной смеси.
Если в жидкости содержится хх, х2 и (1 — хг — х2) компонентов, а в паре
равновесный состав у1г у2 и (1 — уг — t/2), то
И
у2 = ---л----^71-----ч---•	(П-42)
2	1 —(1—<Х1) —(1—а2)х2	1	’
Константы равновесия углеводородных газов. Составы жидкой и
паровой фаз рассчитывают с помощью так называемых констант равнове-
сия kx и k2 Для двух компонентов:
Х =	(П-43)
y = kix = kl^^~.	(П-44)
Константы равновесия для метана представлены на листе 69, для
этилена на листе 70, а на листе 71 — диаграммы констант равновесия
для этана и пропилена. С помощью уравнений (П-43) и (П-44) при изве-
стных и k2 для любой двухкомпонентной смеси можно построить кри-
вую равновесия. Константы равновесия многих углеводородов при необ-
ходимости могут быть найдены в специальных справочниках. Предста-
вленные диаграммы равновесия позволяют с необходимой точностью
рассчитать процессы разделения и определить основные размеры аппара-
туры.
Глава III
ПРОМЫШЛЕННЫЕ УСТАНОВКИ ДЛЯ РАЗДЕЛЕНИЯ
ВОЗДУХА
Для получения кислорода, азота и инертных газов с помощью низких
температур применяют установки для разделения воздуха с использова-
нием различных холодильных циклов в зависимости от назначения и
производительности установок.
По составу и виду полученных продуктов различают установки:
технического, или чистого, кислорода;
жидкого кислорода и жидкого азота;
технологического кислорода, а также чистого азота и чистого кисло-
рода.
В настоящей главе дана характеристика указанных воздухоразде-
лительных установок в порядке возрастания их производительности по-
кислороду и азоту.
Некоторые отечественные установки имеют соответствующий индекс,,
где буква означает основной продукт, вырабатываемый установкой,,
а цифра — количество конечного продукта. Например, К — кислород
технический, Г — газообразный. В скобках даны марки установок в соот-
ветствии с новой индексацией.
Наряду с описанием технологических схем установок даны уравнения
материального * и теплового балансов, а также приводится расчет расхода
энергии.
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ УСТАНОВОК
ТЕХНИЧЕСКОГО, ИЛИ ЧИСТОГО, КИСЛОРОДА
Технологическая схема установки технического, или чистого, кисло-
рода представляет собой комплекс оборудования ограниченной произво-
дительности, работающего при высоком или среднем давлении по простому
регенеративному циклу или по циклу с детандером. Получаемый кислород
применяют преимущественно для автогенно-сварочных работ, медицин-
ских и специальных целей. Содержание Оа в техническом кислороде зави-
сит от его сортности. Например, в техническом кислороде I сорта содер-
жится 99,5% О2 по объему. На установках технического кислорода
одновременно можно получать и чистый азот. Такие установки называют
азотно-кислородными.
УСТАНОВКА КГН-30 (К-0,04)
Установка предназначена для получения технического кислорода
в количестве 30—35 м3/ч концентрацией 99,5% и работает по простому
регенеративному циклу высокого давления воздуха.
* Материальный баланс для всех установок одинаков и приводится на примере
установки КГН-30. Тепловой баланс и расчет расхода энергии даны в соответствии,
с конкретным циклом, по которому работает установка.
44
Технологическая схема установки изображена на листе 72. Атмосфер-
ный воздух, очищенный от частиц пыли в фильтре 6, сжцмается в четырех-
ступенчатом компрессоре 5 до давления 10—12 МПа. После второй ступени
компрессора воздух поступает на очистку от двуокиси углерода (СО2}
раствором едкого натра. Едкий натр растворяется водой в баке 4 и по мере
необходимости подается насосом 3 в декарбонизатор 1. Между декарбони-
затором и третьей ступенью компрессора установлен отделитель щелочи 2.
•Сжатый воздух после четвертой ступени компрессора освобождается от
влаги в блоке осушки воздуха 7, представляющем собой два попеременно
работающих баллона, заполненных активным глиноземом. Одновременно
с осушкой воздух очищается от масла. Температура точки росы водяного
пара после осушки 55° С. Регенерация адсорбента в блоке 7 осуществляется
подогретым в электроподогревателе 8 сухим азотом.
После осушки воздух охлаждается в теплообменнике 12, далее сжи-
жается в змеевике, дросселируется в вентиле и поступает на разделение
в воздухоразделительный аппарат двойной ректификации, состоящий из
нижней колонны 18, конденсатора 16 и верхней колонны 15, где происходит
разделение на азот и кислород. Особенностью установки является выдача
кислорода в сжатом виде с помощью насоса жидкого кислорода 10. Насос
додает жидкий кислород под давлением 16,5 МПа в теплообменник 12,
где он испаряется за счет охлаждения воздуха и поступает в рампу 9 для
наполнения баллонов. Перед поступлением в насос жидкий кислород
переохлаждается отходящим из верхней колонны азотом в переохлади-
теле 13.
Обогащенный кислородом жидкий воздух очищается от твердой дву-
окиси углерода в фильтре 19, а ацетилен поглощается в адсорбере 17,
заполненном силикагелем. Продолжительность непрерывной работы уста-
новки между отогревами составляет 20—30 суток. Отогрев блока разделе-
ния осуществляется воздухом, поступающим из подогревателя 20.
В настоящее время распространены в основном установки с жидко-
стным насосом. Это обусловлено следующими преимуществами такой
установки: сокращение расхода энергии; возможность получать сухой
кислород, простота и надежность обслуживания.
Установка может работать без жидкостного насоса. В этом случае
газообразный кислород поступает в теплообменник, после которого напра-
вляется на сжатие в поршневой кислородный компрессор и далее в баллоны
наполнительной рампы.
Для определения расхода энергии, размеров машин и аппаратов
составляют материальный и тепловой балансы установки.
Материальный баланс. В блок разделения поступает 1 м3 воздуха
в виде бинарной смеси и после разделения получается /С (в м3) кислорода
и А (в м3) азота. В этом случае имеем уравнение
1=К + А.	(Ш-1)
Если обозначить через t/к и ул объемные концентрации кислорода
и азота в продуктах разделения, то баланс относительно азота выразится
уравнением
0,79 =К//к + (1—/0 yA.	(Ш-2)
Из уравнения (Ш-2) находим количество кислорода, полученное
яз 1 м3 воздуха:
у,— 0,79
К = А -	.	(Ш-3)
УЛ~»К
Тепловой баланс установки без насоса жидкого кислорода. Прин-
ципиальная схема установки и изображение процесса на Т—S-диаграмме
представлены на рис. 33.
45
В соответствии с рис. 33 уравнение теплового баланса имеет вид
/2 + ?0.с = (Аср Nt + кср О1)	= /;.	(I п-4).
Обозначив величину потерь холода от несовершенства теплообмена qTt.
имеем
9т = Лс₽ n, (ri - Л') + КСР о, Г1 - т{)	(III-4а>
и принимая теплоемкость воздуха, азота и кислорода равными, получим.
9т = ср(7’1-7’;) = Л-4	(1П-4б)>
Рис. 33. Принципиальная схема установки КГН-30 (К-0,04) и изображе-
ние процесса на Т— S-диаграмме. Числами 1—4 обозначены точки про-
цесса, характеризующие состояние воздуха и продуктов разделения.
В уравнениях (Ш-4а) и (Ш-46):
/х, 7\ — соответственно энтальпия и температура поступающего в установку воз-
духа до сжатия;
/{, Т{ — энтальпия и температура продуктов разделения воздуха;
/2, 7\ — энтальпия и температура воздуха, поступающего в блок разделения после-
сжатия и охлаждения в холодильнике компрессора;
Qo. с — потери холода в окружающую среду;
Ср — теплоемкость.
Из уравнения (Ш-4) имеем
/, = /1 ?ОС Ят	(III-5)
Определив /2 при Tlt мы сможем найти точку 2, соответствующую,
линии давления, до которого необходимо сжать воздух, чтобы компенси-
ровать потери холода qoc и qx. Подставляя в уравнение (Ш-5) значения
</т = 140 Дж/моль и qoc = 160 Дж/моль, получим величину /2 = 8700 —
— 160 — 140 = 8400 Дж/моль. Линии /2 и 7\ = 300 К на Т—S-диаграмме
пересекаются в точке, которая соответствует давлению р2 = 5 МПа.
Для определения расхода энергии необходимо ввести поправку на
температуру, соответствующую стандартным условиям (р = 760 мм рт. ст.
и Т = 293 К), и, кроме того, учесть потери воздуха от неплотностей АВ.
273
Поправка на температуру, равная -293-. уменьшает расход энергии,,
а поправка на потери, равная (1 + АВ), увеличивает его. Принимая эти
поправки равными, получим выражение для определения расхода энер-
гии I (в кВт ч) на 1 м8 кислорода при стандартных условиях:
RTjln-^ 2,3-8,314-300 lg-^-	l,61g-^-
I = Pl =_______________________ Pl =_______ Pl ,	(П1-6>
КПиз^	Клиз-3,6-ЮЗ/n	Kwra
где jR = 8,314 кДж/(кмоль • К)— универсальная газовая постоянная;
3,6-103 кДж/(кВт-ч) — переводной коэффициент;
Лиз — изотермический к. п. д. компрессора (от 0,6 до 0,65);
пг ~ 22,4 м3 — объем 1 кмоль газа при р = 760 мм рт. ст.
и Т = 273 К (при получении газообразного продукта).
46
При определении расхода энергии I на 1 кг жидкого продукта т =
= 32 кг/моль (молекулярная масса кислорода) либо т = 28 кг/моль
(молекулярная масса азота).
Подставляя численные значения,
к ^А-0»79
Уа-Ук
0,96 — 0,79
0,96 — 0,2
= 0,187
и т]из = 0,6 в формулу (Ш-6),
получим
,	1,6-1,7	1 Ю	1 о
1 = о;187-0-,6-22Т=1’13 кВТ'4 ”а 1 М кисл0р0да'
Рис. 34. Принципиальная схема установки высокого давления с насосом
для жидкого кислорода и изображение процесса на Т—5-диаграмме. Числами
1—4 обозначены точки процесса, характеризующие состояние воздуха и про-
дуктов разделения.
Расход энергии на 1 кг жидкого кислорода
1 = 0,187-0,6-32 = 0,792 кВт’4-
Тепловой баланс установки с насосом жидкого кислорода. Прин-
ципиальная схема изображена на рис. 34. Уравнение теплового баланса
установки
7 2	^ос Ут К (^п "Ь ^нас А7др)>
где qn — теплоприток извне и тепло трения в насосе, qn = 280 Дж/моль;
<7нас — работа нагнетания в насосе, (?нас = 200 Дж/моль;
Д/др — изотермический дроссель-эффект сжатого кислорода,* Д/др = Ю00 Дж/моль.
При подстановке численных величин получим
12 = 8700 — 160 — 140 — 0,18 (2280 + 200 + 1000) = 8100 Дж/моль,
(Ш-7)
что соответствует давлению р2 — Ю,5 МПа.
По формуле (Ш-6) расход энергии на 1 м3 сжатого кислорода составит
,	1,6-2,03	.	_
1	0,18-0,6.22,4	кВт'4-
С учетом расхода энергии на сжатие кислорода в компрессоре расход
энергии в установке без насоса на 6—10% выше, чем в установке с насосом,
однако практически как в первом, так и во втором случае он зависит
в основном от потерь холода.
УСТАНОВКА КГН-ЗОТ (К-0.04Т)
Технологическая схема установки КГН-ЗОТ (К-0.04Т) представлена
на листе 73. Эта установка является модификацией установки КГН-30.
Она предназначена для работы при высокой температуре воздуха (до 50° С)
47
с получением сухого технического кислорода концентрацией 99,5%.
Производительность установки по кислороду 25—30 м8/ч; отличительной
особенностью ее является то, что дополнительно устанавливается азотно-
водяной холодильник И, который служит для предварительного охлажде-
ния воздуха высокого давления. Холодильник И совмещен со скруббером
10, в нижней части которого находится опущенный в воду змеевик, по
.которому проходит воздух высокого давления. Поступающий в нижнюю
часть аппарата сухой азот насыщается водяным паром, вследствие чего
вода на тарелках охлаждается и дополнительно охлаждает воздух высокого
давления в змеевике. Тепловой баланс и расчет расхода энергии анало-
гичны тем же для установки КГН-30.
АЗОТНО-КИСЛОРОДНАЯ УСТАНОВКА АКГН-115/18 (АК-0,1)
Технологическая схема азотно-кислородной установки АКГН-115/18
(АК-0,1) представлена на листе 74. Установка работает по простому реге-
неративному циклу высокого давления. Установка предназначена для
получения одновременно чистого газообразного азота в количестве
115 м8/ч концентрацией 99,9% и технического кислорода 18 м8/ч концен-
трацией 99,9%.
Сжатие, очистка и осушка воздуха производятся так же, как в уста-
новке КГН-30. После блока осушки 5 воздух направляется в блок разде-
ления воздуха. Особенностью установки является отвод аргонной фракции
из верхней колонны для получения чистых азота и кислорода. Количество
•отводимой фракции, содержащей около 80%Аг, составляет 10—12% от
перерабатываемого воздуха. Аргонная фракция подогревается в тепло-
обменнике 9 и отводится в атмосферу. Продукционный азот из верхней
колонны 11 проходит теплообменник 10 и направляется в газгольдер 6.
Жидкий кислород переохлаждается азотом в переохладителе 13, подается
насосом 8 в теплообменник 10, где испаряется и нагревается. Сжаты:!
кислород поступает на рампу 7 для заполнения баллонов.
Тепловой баланс и расход энергии рассчитываются так же, как для
предыдущих установок, с учетом отвода аргонной фракции.
УСТАНОВКА УКГС-ЮО
Технологическая схема установки УКГС-100 представлена на листе 75.
Установка работает по циклу с поршневым детандером. Назначение уста-
новки — производить технический кислород в количестве 115—120 м8/ч.
Рис. 35. Принципиальная схема установки УКГС-100 и изображение про-
цесса на Г—З-диаграмме. Числами 1—6 обозначены точки процесса, харак-
теризующие состояние воздуха и продуктов разделения.
Обработка воздуха до блока разделения описана в предыдущих
схемах. После осушки воздух поступает на основной теплообменник 15.
Около 80% от общего количества воздуха после охлаждения до темпе-
ратуры, близкой к 140 К, расширяется в поршневом детандере до давления
48
около 0,6 МПа и направляется на разделение в колонну 13. Другая часть
воздуха среднего давления доохлаждается в нижней части теплообменника
и после дросселирования также поступает в колонну 13.
Принципиальная схема установки и изображение процесса на Т—S-
диаграмме представлены на рис. 35.
Тепловой баланс установки
(Л - /2) + D (Z3 - М	= <7ос + Яг,	(I п-8)
где	D — количество воздуха, поступающего на детандер;
= "А----F---адиабатический к. п. д. детандера.
Решая уравнение (Ш-8), задаются температурой после детандера Тл,
которая на 4—5 К выше температуры насыщения при давлении 0,62 МПа
(давление в нижней колонне). Долю детандерного воздуха D определяют
методом подбора при заданных /х, qoc, qT, Т5 и неизвестном /2.
После определения величины D проверяют работоспособность установки
путем построения графиков разности температур для основного тепло-
обменника и теплообменника-ожижителя на I—Т-диаграмме. Если раз-
ность температур положительна по всей длине теплообменника, то рабо-
тоспособность установки будет обеспечена.
В результате расчета при % = 0,8 получаем
D = 0,8 моль/моль (р2 = 2,0 МПа и Т3 = 140 К).
Расход энергии на 1 м8 кислорода подсчитывают по формуле
1 ~	ЗбООКт “
_	1,6-1,3	0,8 (3000) 0,8 _
~ 0,6-0,18-22,4	3600-0,18-22,4 ~	Iй*»)
Как видно из уравнения (Ш-9), расход энергии в этих установках
меньше, чем в установках без детандера.
УСТАНОВКА СКДС-30
Технологическая схема установки СКДС-30 изображена на листе 76
Установка предназначена для получения газообразного кислорода под
давлением. В ряде случаев могут быть получены жидкий кислород или
жидкий азот. СКДС-30 работает по циклу, высокого давления воздуха
с поршневым детандером. Производительность установки по кислороду
в баллонах 35 м3/ч, по жидкому кислороду 25 кг/ч концентрацией 99,5%.
Установка может работать с приводом как от внешнего источника электро-
энергии, так и от собственного дизель-генератора. В ней предусматривается
отвод жидкого кислорода и азота в посторонние емкости, а также сжатие
кислорода с помощью насоса до 23 МПа.
Процесс обработки воздуха до блока разделения описан выше. После
блока осушки весь воздух идет на теплообменнйк И и в змеевик нижней
колонны 8 при получении газообразного продукта. При производстве
жидкости через теплообменник 11 проходит 50% воздуха, а другая часть
расширяется в поршневом детандере 14. Детандерный воздух, пройдя
фильтр 15 и переохладитель 16, поступает в испаритель колонны 8.
Особенность установки состоит в том, что колонна двукратной ректи-
фикации разрезная. Нижняя колонна 8 заполнена кольцами Рашига,
верхняя 3 состоит из ситчатых кольцевых тарелок.
Тепловой баланс этой установки составляют в зависимости от режима,
в котором она работает. Так, в случае применения ее для получения
технического кислорода тепловой баланс рассчитывают по формуле
{II1-10), приведенной ниже.
4 И. П. Усюкин
49
АЗОТНО-КИСЛОРОДНАЯ УСТАНОВКА АКГСН-960 (АК-0,5)
Технологическая схема установки АКГСН-960 (АК-0,5) изображена
на листе 77. Установка предназначена для получения газообразного
технического кислорода под давлением 16,5 МПа в количестве 85 м8/ч
и газообразного азота в количестве 600 м8/ч концентрацией 99,9%.
Установка работает по циклу среднего'давления с детандером.
До блока разделения обработка воздуха происходит так же, как
описано выше. В последнее время осушка и очистка воздуха производятся
в цеолитовых блоках. После осушки воздух проходит в верхнюю часть
теплообменника 17, далее около 25% от общего количества его поступает
в детандер 12, в котором расширяется до давления около 0,6 МПа; затем
воздух очищается в фильтрах 13 и направляется на разделение в нижнюю
колонну 22. Другая часть сжатого воздуха доохлаждается в нижней
части теплообменника и после дросселирования соединяется с детандер-
ным воздухом; обе части поступают на разделение в колонну 22.
С целью повышения чистоты отходящих азота и кислорода из верхней
колонны отбирается аргонная фракция.
В последнее время установка АКГСН-960 (АК-0,5) заменена на
АК-0,6. Существенных изменений в установках последнего выпуска
Рис. 36. Принципиальная схема уста-
новки КГСН-150 и (К-0,15). Числами
1—6 обозначены точки процесса, ха-
рактеризующие состояние воздуха и
продуктов разделения.
(лист 78) не произведено.
Расход энергии подсчитывают по
формуле (Ш-9).
УСТАНОВКА КГСН-150
(К-0,15)
Технологическая схема установки
КГСН-150 (К-0,15) изображена на
листе 79. Установка работает по циклу
среднего давления с детандером.
Установка предназначена для полу-
чения технического кислорода чисто-
той 99,5% в количестве 150 м8/ч под
давлением 16,5 МПа. Для нагнетания
технического кислорода предусмотрен
кислородный насос.
Тепловой баланс установки составляют в соответствии с принци-
пиальной схемой установки, ‘изображенной на рис. 36:
(^1 — ^) + О (7з — 4') *1з = Час + Ят + к (<7П + <7нас + Д7др). (Ш-10)
Левая часть уравнения определяется методом подбора, при этом
принимается количество детандерного воздуха D = 0,6<-0,75 моль/моль
и давление р2 = 5,0 МПа.
Расход энергии без учета потерь при нагнетании в насосе подсчиты-
вают по формуле (Ш-9).
УСТАНОВКА КГ-300М (К-0,3)
Технологическая схема установки КГ-300М (К-0,3) изображена на
листе 80.
Установка, предназначенная для получения газообразного техниче-
ского кислорода в количестве около 300 м8/ч концентрацией 99,5%,
работает по циклу двух давлений воздуха.
Атмосферный воздух очищается от частиц пыли в фильтрах 1, заса-
сывается компрессором 2, сжимается до давления около 0,65 МПа, про-
ходит холодильник 3, влагоотделитель 4 и делится на две части: одна
идет на очистку от СО2, другая проходит ресивер 7, маслоотделитель 5,
50
масляные фильтры и поступает в регенераторы блока разделения. После
блока осушки воздух высокого давления (10 МПа) делится на две части.
Одна из них поступает в поршневой детандер 8, а другая — в теплообмен-
ник блока разделения. В детандере воздух расширяется до давления
0,6 МПа, при этом его температура понижается, далее очищается в де-
тандерных фильтрах и направляется в блок разделения.
Особенностью установки является то, что на низком давлении воздуха
применены регенераторы вместо теплообменников.
Принципиальная схема установки и изображение процесса на Т—S-
диаграмме представлены на рис. 37.
Рис. 37. Принципиальная схема установки КГ-300М (К-0,3) и изображение
процесса на Т—S-диаграмме. Числами 1—5 обозначены точки процесса,
характеризующие состояние воздуха и продуктов разделения.
Тепловой баланс установки подсчитывают по формуле
(Л — Л) + Вв. д ~ ^з) + D (Z3 — Z5') 'Из = + Час ,	(Ш-11)
где Вв.д— количество воздуха высокого давления, Вв.д — 0,25 м3
на 1 м3 перерабатываемого воздуха.	Il
Высокое давление воздуха р3 — 8—10 МПа. Разность температур
на теплом конце регенератора равна 5° С, теплообменника 10° С; qT =
= 180 Дж/моль.
Из уравнения (Ш-11) получим количество воздуха, поступающего
в детандер,
30 + 0,25-470 + О - (3000 — 320) = 300,
откуда D = 0,066 м3 на 1 м3 перерабатываемого воздуха (~6%).
Расход энергии без учета отдачи энергии детандером:
1,6 (1g	+ 0,25 lg -Es-\
I	\ Pl	р2 J
ЧизКт
Подставляя численные значения, получим
1,6 (1g 6,2+ 0,25 1g
Z =	0,6-0,19-22,4	1	=0,69 кВт ч/м3 О2.
УСТАНОВКА ФИРМЫ «РИВОЙРА» (ИТАЛИЯ)
Технологическая схема установки фирмы «Ривойра» (Италия) изобра-
жена на листе 81. Эта установка транспортная. Она предназначена для
получения сжатого кислорода концентрацией 99,5% в количестве 90 м3/ч.
Установка работает по регенеративному циклу высокого давления с пред-
варительным охлаждением жидким фреоном. Особенности принципа дей-
ствия установки следующие. Очищенный воздух высокого давления
4*	51
поступает в теплообменник предварительного охлаждения 4, где охлаж-
дается азотом, идущим в атмосферу и сжатым кислородом, направля-
ющимся к потребителю. Воздух дополнительно охлаждается в фреоновом
теплообменнике 5. В межтрубном пространстве теплообменника испа-
ряется жидкий фреон, пар которого сжимается в компрессоре 3. В кон-
денсаторе образуется жидкий фреон и после дросселирования снова
в жидком виде поступает в фреоновый теплообменник 5, замыкая цикл
циркуляции фреона. После теплообменника 5 воздух температурой
—45° С охлаждается отходящими азотом и кислородом в теплообменнике 6
и далее идет в блок разделения воздуха.
Рис. 38. Принципиальная схема транспортной кислородной- установки
фирмы «Ривойра» и изображение Процесса на Т—S-диаграмме. Числами
1—8 обозначены точки процесса, характеризующие состояние воздуха и
продуктов разделения.
Принципиальная схема установки и изображение процесса на Т—S-
диаграмме представлены на рис. 38.
Тепловой баланс установки
'4 = '8—7т-<7ос-*(9п + ?нас +Д^Р)-	(”Ы2)
После подстановки численных значений имеем
/4 = 6500 — 280 — 180 — (280*+ 200 +, 1000) = 5880 Дж/моль,
чему соответствует р2 = 6,5 МПа.
Расход энергии на 1 м8 при получении сжатого кислорода с учетом
работы фреоновой холодильной, машины подсчитывается по формуле
1 61g 
_ 1>01g Р1	(/3-/4)(Л-т4)	пп_13.
КЧизИ! 3600ЛтТ4.т]Из	’	1	'
где/3 = /2 —(Л —/8)-
*
* *
Основные характеристики установок для производства сжатого тех-
нического кислорода небольшой производительности стационарного и
транспортного типов представлены в табл. 17. В этих установках сжатие
кислорода происходит в основном.с. помощью жидкостных насосов. Уста-
новки КГН-30 (К-0,04),. КГН-ЗОТ (К-0,04Т) работают по регенератив-
ному циклу (воздух сжимается до 10—15 МПа) с расходом энергии на
получение сжатого кислорода, равным 1,4—1,5 кВт-ч на 1 м3 О2- Чтобы
снизить расход энергии и давление сжатия воздуха, в некоторых уста-
новках применяют поршневой детандер для компенсации потерь холода.
52
Таблица 17
Тип установки
Показатели	КГН-30 (К-0,04)	кгн-зот (К-0.04Т)	АКГН-П5/18 (АК-0,1)	УКГС-100	АКГСН-960 (АК-0,5)	КГСН-150 (К-0,15)	кг-зоом (К-0,3)	транспортная фирмы «Ри- войра» (Ита- лия)
	лист 72	лист 73	лист 74	лист 75	лист 77	лист 79	лист 80	лист 81
Количество воздуха, м3/ч Производительность:	Г 165	165	170	780	960	960	До 1700	700
по кислороду	30	25	19	115—120,	85	150	300—320	90
по азоту	—	—	115	—	600	—	—	600
Давление воздуха, МПа:							0,65—11	
после компрессора	10—12	10—12	7—8	1,5-2	5—5,7	5—5,5		6—7
в нижней колонне	0,55—0,6	0,55—0,6	0,55—0,6	0,55—0,6	0,55—0,6	0,55—0,6	0,55—0,6	0,55—0,6
в верхней колонне	0,14—0,16	0,14—0,16	0,14—0,16	0,14—0,16	0,14—0,16	0,14—0,16	0,14—0,16	0,14—0,16
после насоса или кислородного ком- прессора	16,5	16,5	> 16,5	16,5 0,6—0,65	16,5 0,6—0,65	16,5 0,6—0,65	16,5	16,5
после детандера	—	—	—				0,6—0,65	—
Температура, К:		300	300		300			
воздуха на входе в блок разделения	300			300		300	300	300
воздуха на входе в детандер	—	—	—	223	223	175	300	—
на выходе из регенератора	—	—	—	—	—	—	103	—
азота перед регенераторами	—	—	—	—	—.	—	95—98	—
Разность температур на теплом конце тепло- обменника, к	5-6	5-6	6—10	8—10	10	5-6	10	5—6
Концентрации, % об.:								
кислорода	99,2	99,5	99,5	99,2	99,5	99,5	99,5	99,5
азота	97,5	94—96	99,9	97	99,9	97	97	97
аргонной фракции	—	—	90—92	——	90—92		—	—
Расход энергии, кВт* ч на 1 м3 сжатого кис- лорода	1,40	1,35	1,55	1,1—1,2	1,17	1,17	0,99	1,3
При этом давление сжатия воздуха понижается до 2,0 МПа, а получен-
ный кислород сжимается в кислородных компрессорах, что позволяет
уменьшить расход энергии на 20%. Применяют установки с поршневым
детандером и жидкостным насосом типа АКГСН-960 (АК-06). В этих уста-
новках давление сжатия воздуха снижено до 5,0—6,0 МПа и расход
энергии уменьшен до 1,2 кВт ч на 1 м8 сжатого кислорода.
Как уже было сказано, итальянская фирма «Ривойра» выпускает
установки с предварительным охлаждением сжатого воздуха с помощью
фреоновой холодильной машины до —45° С. В этом случае давление сжа-
того воздуха несколько выше, чем в установках типа АКГСН-960, также
выше и расход энергии. Значительный шаг в направлении сокращения
расхода энергии сделан при переходе к установкам, работающим по
циклу двух давлений воздуха типа КГ-300М, в которых на 1 м8 сжатого
кислорода затрачивается около 1 кВт-ч энергии, или на 40% меньше,
чем в установках типа АКГН-30 (К-0,04). Следует отметить, что уста-
новки типа СКДС-30 и типа «Ривойра» применяются для специальных
целей, когда расход энергии не имеет существенного значения.
В последнее время начали выпускать установки типа К-0,15, которые
в принципе не отличаются от установки АК-0,6. В настоящее время
выпускают небольшое количество азотно-кислородных установок
ГЖА.-200М, работающих по циклу двух давлений воздуха для одновре-
менного получения чистого азота и технического кислорода. Потери
холода компенсируются в результате расширения части воздуха в детан-
дере и дросселирования. Сравнительно недавно освоена установка К-1,4
с применением каменной насадки в регенераторах производительностью
по техническому кислороду 1400 м8/ч.
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ УСТАНОВОК
ЖИДКОГО КИСЛОРОДА И ЖИДКОГО АЗОТА
Установки жидкого кислорода и жидкого азота в основном произ-
водят жидкие продукты для реактивной техники; путем газификации
жидкого кислорода на установках получают также чистый кислород.
На некоторых установках извлекают жидкий аргон. Жидкий азот в боль-
ших количествах используют для термостатирования в исследовательских
работах и для хранения и транспортировки скоропортящихся продуктов.
Установки работают главным образом с поршневым детандером.
УСТАНОВКА АКДС-30
Технологическая схема блока разделения транспортной установки
АКДС-30 представлена на листе 82. Установка предназначена для
получения жидкого кислорода (около 25 кг/ч), потребляемого для меди-
цинских и других целей.
В установке сжимается воздух (180 м8/ч) до давления 20 МПа.
Воздух после сжатия, очистки и осушки делится на две части, одна
из которых поступает в основной теплообменник 9, гле. охлаждается газо-
образным азотом, и далее направляется на разделение в колонну 5. Дру-
гая часть воздуха расширяется в детандере и также поступает в колонну 5.
Технологические потоки, показанные на листе, в пояснении не нуждаются.
Для составления теплового баланса установки (в соответствии с рис. 40)
пользуются уравнением
/1 - /2 + D (/3 - /5,) -Т)з = Чос + Чт + К (/*93 к - /ж),	(Ш-14)
где (/к—/ж)—разность энтальпий кислорода соответственно при р = 0,1 МПа и
Т = 293 К при р — 0,1 МПа в жидком состоянии.
54
Расход энергии (в кВт ч) на 1 кг жидкого кислорода
Лт]из™	3600Лт ’
где т = 32 кг/моль — молекулярная масса кислорода.
Подставляя численные значения, получим I = 2,3 кВт ч.
(ПЫ5)
УСТАНОВКА АЖК-0,02М
Технологическая схема установки АЖК-0,02М изображена на листе
83. Установка служит для производства жидкого азота, а также может
быть использована для производства газообразного кислорода под дав-
лением. Сжатый до давления 19—20 МПа воздух поступает в блок разде-
ления в теплообменник-ожижитель 9, в котором охлаждается отходящим
азотом до температуры, близкой к 3—5° С. Далее он освобождается от
влаги во влагоотделителе 13 и направляется на цеолитовый адсорбер 14,
где дополнительно осушается и очищается от СО2. После цеолитового
блока воздух делится на две части. Одна из них охлаждается в теплообмен-
нике 8 и далее поступает в ректификационную колонну 4, другая часть
расширяется в поршневом детандере /, после которого через фильтр 5
и теплообменник 6 направляется также на разделение в колонну 4.
Для составления теплового баланса и расчета расхода энергии поль-
зуются уравнениями соответственно (Ш-14) и (Ш-15).
УСТАНОВКА АЖА-0,04
Технологическая схема установки показана на листе 84.
Установка предназначена для получения азота под давлением
(20 МПа) в газообразном состоянии в количестве 50 м3/ч концентрацией
99,5% или в жидком виде в количестве 45 кг/ч. Установка работает по
циклу высокого давления с поршневым детандером. Количество перера-
батываемого воздуха 240 м3/ч.
Воздух после сжатия в компрессоре и предварительной осушки
в теплообменнике-ожижителе 7 и влагоотделителе 12 поступает на очистку
и окончательную осушку в адсорбер 14 цеолитового блока. После осушки
воздух делится на две части. Одна из них поступает в поршневой детан-
дер 10 для расширения до давления около 0,6 МПа, затем в фильтр детан-
дерного воздуха 5, далее в теплообменник 4 и наконец в ректификацион-
ную колонну 2. Другая часть воздуха высокого давления после осушки
идет в основной теплообменник 6, охлаждаемый отходящим отбросным
обогащенным воздухом и, если азот производится в газообразном состоя-
нии, после насоса жидким азотом. Из основного теплообменника воздух
идет в змеевик ректификационной колонны, где превращается в жидкость,
которая, дросселируясь до давления около 0,6 МПа, поступает на разде-
ление в колонну 2.
В верхней части колонны 2 образуется азот концентрацией 99,5%,
а в нижней части кубовая жидкость, которая направляется в межтрубное
пространство конденсатора, где испаряется, и оттуда направляется далее
для переохлаждения жидкого азота в переохладитель 3, насос жидкого
азота И, теплообменник детандерного воздуха 4, основной теплообмен-
ник 6. Затем часть этого потока идет в теплообменник-ожижитель и далее
используется для регенерации адсорберов блока осушки. Другая часть
отбросного газа после основного теплообменника отводится в атмосферу.
Жидкий азот из карманов нижней колонны поступает в переохладитель
жидкого азота, являющийся кольцеобразной емкостью, расположенной
вокруг ректификационной колонны. Жидкий азот выдается потребителю
из нижней части емкости. В газообразном режиме азот под давлением
55
поступает из переохладителя в насос 11 и под давлением 20 МПа подается
в основной теплообменник 6, теплообменник-ожижитель 7, где подогре-
ваясь превращается в газ, и при температуре, близкой к нормальной,
идет на рампу 16 для наполнения баллонов.
Для составления теплового баланса и расчета расхода энергии поль-
зуются уравнениями (Ш-14) и (III. 15).
УСТАНОВКА АДС-50
Технологическая схема установки АДС-50 представлена на листе 85.
Установка АДС-50 является разновидностью установки АЖА-0,04.
Азотодобывающая станция АДС-50 представляет собой транспортную
установку, предназначенную для получения в полевых условиях газо-
образного (под давлением) или жидкого азота концентрацией 99,5% по
объему, свободного от примесей ацетилена, масла и прочего. АДС-50
работает как от собственного дизель-генератора, так и от внешнего источ-
ника электрического тока напряжением 220 и 380 В. Производительность
блока разделения составляет не менее 36 кг/ч жидкого азота или не менее
55 кг/ч газообразного азота. Количество перерабатываемого воздуха
210—220 м3/ч, давление сжатия воздуха 20 МПа. С помощью насоса азот
сжимается до 40,0 МПа. Описание других частей установки дано выше.
УСТАНОВКА КЖАЖ-0,04
Технологическая схема установки показана на листе 86. Установка
КЖАЖ-0,04 является модификацией установки АЖА-0,04.
Назначение установки — получать газообразный кислород в коли-
честве 36 м3/ч под давлением 20 МПа концентрацией 99,7% или жидкий
кислород в количестве 34 кг/ч. Установка может быть переведена на про-
изводство 34 кг/ч жидкого азота или 36 м3/ч газообразного азота концен-
трацией 99,5% под давлением 20 МПа; количество перерабатываемого
воздуха около 240 м3/ч.
Воздух, поступивший из детандера 14 и основного теплообменника 9,
подвергается разделению в колонне 5. Часть воздуха высокого давления
после основного теплообменника поступает, минуя змеевик колонны,
в змеевик испарителя парлифта 4, где превращается в жидкость и, дрос-
селируясь, поступает на разделение в колонну 5. Кубовая жидкость из
колонны 5 направляется на разделение в ректификационную колонну
низкого давления 2. В межтрубном пространстве испарителя парлифта
кипит кислород, поступающий из-отделителя пара 3. Пары кислорода
направляются в нижнюю часть колонны 2. Жидкий кислород из низа
колонны опускается в испаритель парлифта 4, где частично испаряется
за счет воздуха высокого давления из основного теплообменника. Паро-
жидкостная смесь направляется в отделитель пара 3, который соединен
с межтрубным пространством конденсатора.
Для составления теплового баланса и расчета расхода энергии поль-
зуются уравнениями (Ш-17) и (Ш-18).
УСТАНОВКА АКДС-70М
Технологическая схема установки изображена на листе 87.
Установка АКДС-70М предназначена для получения жидкого кис-
лорода в количестве 70 кг/ч концентрацией 99,2% и жидкого азота в ко-
личестве 65 кг/ч концентрацией 99,5% или жидкого кислорода в коли-
честве 35 кг/ч и газообразного кислорода в количестве 35 м3/ч при газо-
жидкостном режиме. Воздух под давлением 22 МПа поступает в блок
разделения; технологический процесс в блоке разделения аналогичен
вышеописанным.
Тепловой баланс и расчет расхода энергии аналогичны тем же для
предыдущей схемы.
56
УСТАНОВКА ЖА-ЗООМ
Технологическая схема установки представлена на листе 88.
Установка предназначена для получения жидкого азота в количе-
стве 250—300 кг/ч концентрацией 99,5%. Установка работает по циклу
высокого давления с детандером и предварительным охлаждением жид-
ким аммиаком или фреоном. Помимо вышеописанного оборудования
(например, АКДС-70М), установка включает в себя аммиачную или
фреоновую холодильную машину.
Рис. 39. Принципиальная схема установки ЖА-ЗООМ и изображение про-
цесса на Т—S- диаграмме. Числами 1—7 обозначены точки процесса, харак-
теризующие состояние воздуха и продуктов разделения.
Тепловой баланс установки в соответствии с принципиальной схемой
(рис. 39) представлен уравнением
(/7 - /4) + D (;4 - /5,)	= <7Т + <7ос + А (/Г - /ж).	(111-16>
В этом уравнении:
(/7 — /4) — изотермический дроссель-эффект сжатого до 20 МПа воздуха при тем-
пературе 223 К;
D = 0,5; t]s = 0,7; qT = 140 Дж/моль; qoc — 140 Дж/моль;
А — количество жидкого азота, получаемого из сжатого воздуха;
(/д3— /ж) — разность энтальпий азота соответственно при р = 0,1 МПа, Т = 223 К
и при р = 0,1 МПа в жидком состоянии.
Подставляя численные значения величин из Т—S-диаграмм для
воздуха и азота, получим из уравнения (Ш-16):
7800 — 6600 + 0,5 (4800 — 1800) 0,7 = 140 -|- 140 + А 10000; А = 0,2 моль/моль.
Расход энергии на предварительное охлаждение и отдача энергии
в детандере приблизительно одинаковы, так что расчет расхода энергии
(в кВт-ч) на получение 1 кг жидкого азота можно вести по формуле
1,61g —
I ------,
ПязАт.
где иг = 28 кг/моль — молекулярная масса азота.
После подстановки численных значений получим: Z = 1,2 кВт-ч.
УСТАНОВКА Г-540 С ПОЛУЧЕНИЕМ СЫРОГО АРГОНА
Технологическая схема блока разделения установки изображена
на листе 89.
Установка Г-540 предназначена для получения жидкого кислорода
концентрацией 99,5%; производительность — около 500 кг/ч. Одновре-
57
менно с жидким кислородом получают сырой аргон. Установка работает
по циклу высокого давления с детандером. Сжатый воздух, очищенный
от СО2, поступает на теплообменник—ожижитель 8, где охлаждается
до 3—5° С, и далее в адсорбер блока осушки 5 и теплообменники-вымо-
раживатели 11—12, работающие попеременно с переключением, где
охлаждается азотом до температуры 230—240 К'. Далее воздух делится
на две части, одна из них поступает в поршневой детандер 3, а другая
в основной теплообменник 13, rjie охлаждается азотом, отходящим из
верхней колонны 15. Детандерный воздух расширяется до давления около
0,5 МПа и поступает на разделение в нижнюю колонну 17. Жидкий кис-
лород сливается из конденсатора потребителю.
Установка оборудована аппаратами для извлечения сырого аргона,
лолучаемого наряду с жидким кислородом. Для этой цели предусматри-
вается включение в блок колонны сырого аргона 19 и теплообменника 20
с целью подогрева получаемого сырого аргона за счет тепла части воздуха
высокого давления. Включение блока сырого аргона не привело к за-
метному повышению расхода энергии на получение жидкого кислорода.
Тепловой баланс и расход энергии определяются так же, как для
установки КЖ-1Ар.
УСТАНОВКА КЖ-1АР
Технологическая схема блока разделения установки КЖ-1Ар по-
казана на листе 90.
Установка предназначена для получения жидкого кислорода в коли-
честве 1600 кг/ч концентрацией 99,2%, азота чистотой 99,5% в коли-
честве 5000 м3/ч и сырого аргона в количестве 45 м3/ч концентрацией
Рис. 40. Принципиальная схема установки КЖ-1Ар и изображение про-
цесса на Т—S-диаграмме. Числами 1—6 обозначены точки процесса, харак-
теризующие состояние воздуха и продуктов разделения.
93%; давление воздуха — до 18 МПа. Обработка и разделение воздуха
производятся по способу, аналогичному описанному выше (установка
Г-540).
Процесс получения сырого аргона сводится к следующему. Аргонная
фракция отбирается из верхней колонны 11 и подается в низ аргонной
колонны 13, где происходит разделение тройной смеси кислород—аргон—
азот. В верхней части колонны 13 расположен конденсатор, в межтрубном
пространстве которого испаряется кубовая жидкость. Пары кубовой
жидкости идут в колонну 11, жидкость из низа аргонной колонны 13
поступает также в колонну 11. Пары поднимаются снизу вверх по ко-
лонне 13, обогащаются аргоном, и в трубах конденсатора частично кон-
денсируется смесь, богатая кислородом, а сверху из конденсатора выходит
сырой аргон с содержанием 93% Аг, 5% О2, 2% N2. Сырой аргон про-
58
ходит аргоно-кислородный теплообменник 14, при этом охлаждает часть
воздуха высокого давления и направляется для дальнейшей очистки.
При отборе аргонной фракции из колонны 11 чистота газообразного
азота, отходящего из колонны увеличивается и становится возможным
отбирать наряду с жидким кислородом часть жидкого азота с верхней
тарелки и через мерник 17 выдавать потребителю.
Жидкий кислород из конденсатора 10 последовательно проходит
переохладитель 15, мерник 18, фильтр жидкого кислорода 19 и выдается
потребителю. Одновременно с жидким кислородом отбирают часть газо-
образного кислорода, который, поступая из межтрубного пространства
конденсатора 10, проходит аргоно-кислородный теплообменник 14.
Тепловой баланс установки согласно рис. 40 имеет вид
А - Z2 - D (Z3 - /5,) Г)5 = <70С + 9т + К (/2К93 - /ж).	(111-17)
Тепловой баланс теплообменников
12 - /3 + (1 - D) (/3 - /4) + 4 + = (1 - К) (/300 - /93).
Подставляем в уравнение (Ш-17) численные значения, взятые из
I—Т-диаграммы и Т—S-диаграммы при р2 = 17 МПа:
(8700 — 7700) -J- D (7040 — 2700) 0,7 = 280 + К (8700 + 4200),
откуда
К = 0,056 + 0,2350.
Принимая ДТ=7’4 — ТА = 10 /С и /4 = 1910 Дж/моль и подставляя
численные значения в уравнение теплового баланса теплообменников,
получим:
(7700 — 7040) + (1 — D) (7040 — 1910) + 140 = (1 — 0,056 — 0,2350) (8650 — 2600),
откуда
О = 0,54 моль/моль
при
К — 0,183 моль/моль и уд = 0,97%.
Для обеспечения работоспособности установки проведенный выше
расчет необходимо проверить с помощью построения графиков разности
температур в /—Т-координатах для теплообменников (см. выше расчет
установки УКГС-100). Кроме того, необходимо с помощью теплового
баланса установки ‘ проверить работоспособность ректификационной ко-
лонны.
Расход энергии в установке на 1 кг жидкого кислорода
, 1.61g(p2/Pi) _ D(I3~I5')r\s .	(111 -18)
А?Пизт	ЗбООЛуп ’
1,6-2,25	0,54-7340-0,7	R
1	0,55-0,183-32	3600-0,183-32 1,Ub KBT’4-
На листе 91 показана схема установки КЖ-1600, которая отличается
от предыдущей установки (КЖ-1Ар) только отсутствием аргонного блока.
УСТАНОВКА ФИРМЫ «РИВОЙРА» (ИТАЛИЯ)
Технологическая схема установки фирмы «Ривойра» представлена
на листе 92. Установка работает по циклу высокого давления с поршне-
вым детандером и предварительным охлаждением жидким фреоном.
Установка фирмы «Ривойра» производит жидкий или газообразный
кислород концентрацией 99,5% и жидкий или газообразный азот высокой
чистоты. Режимы работы предусматривают возможность получения
59
кислорода как в газообразном, так и в жидком виде. Ниже рассмотрен
режим получения жидкого кислорода.
Атмосферный воздух после очистки, осушки и сжатия в компрессоре
до давления 18—20 МПа поступает в теплообменник блока разделения,
где охлаждается чистым или загрязненным азотом, а также чистым газо-
образным кислородом. Затем сжатый воздух делится на две части. Одна
из них идет в поршневой детандер 2, где расширяется с 18—20 МПа до
давления около 0,6 МПа, после чего проходит буферную емкость 4,
фильтры 5 и поступает на разделение в нижнюю часть колонны 11. Вто-
рая часть воздуха после теплообменника 6 охлаждается в испарителе
фреона 7 (при этом его температура составляет от —40 до —45° С), до-
полнительно охлаждается азотом и кислородом в теплообменнике и
поступает на разделение в нижнюю часть колонны 11.
Для повышения концентрации жидкого и газообразного азота уста-
новлена дополнительная колонна 14, в нижнюю часть которой из-под
колпака конденсатора колонны 11 поступает газообразный азот; в верхней
части колонны 14 находится конденсатор, в межтрубном пространстве
которого испаряется жидкий кислород, поступающий из межтрубного
пространства конденсатора колонны 11. Образовавшийся очищенный
жидкий азот из карманов колонны 14 поступает к потребителю. Газооб-
разный азот высокой чистоты из-под крышки конденсатора колонны 14
проходит теплообменники 8 и 6 и выходит как конечный продукт. Жидкий
кислород из межтрубного пространства конденсатора выдается потре-
бителю. Для отогрева установки предусмотрен подогреватель
азота 15.
Для составления теплового баланса и расчета расхода энергии на
получение газообразных и жидких продуктов пользуются уравнениями
(Ш-17) и (Ш-18) при условии, что затраты энергии на охлаждение сжа-
того воздуха фреоном равны выделению энергии при расширении воздуха
в детандере.
УСТАНОВКА ЖА-1
Монтажно-технологическая схема блока разделения установки пред-
ставлена на листе 93. Установка, предназначенная для получения жид-
кого азота в количестве 1600 кг/ч, работает по циклу высокого давления
с поршневым детандером.
Воздух из компрессора при давлении 18—20 МПа поступает в тепло-
обменники 7 и 5, где охлаждается чистым азотом и обогащенным кисло-
родом воздухом до температуры 3—5° С. Далее воздух подается во влаго-
отделитель 10 и блок осушки. Осушенный воздух проходит теплообмен-
ники 4 и 6, в которых охлаждается чистым азотом и отбросным обога-
щенным воздухом, и дросселируется в колонну 1. Воздух после детандера
фильтруется в одном из двух попеременно работающих фильтров 13 и 12,
направляется в змеевик испарителя колонны 1 и далее на дополнительную
конденсацию в выносной конденсатор 3. Детандерный воздух конденси-
руется вследствие испарения кубовой жидкости в трубах конденсатора.
Жидкий воздух из конденсатора 3 очищается от ацетилена в адсорбере 8,
дросселируется и подается для испарения в межтрубное пространство
основного конденсатора 2. Кубовая жидкость очищается в адсорбере 9
и после дросселирования подается также на испарение в межтрубное
Пространство конденсатора 2. Из-под крышки конденсатора выходит
чистый газообразный азот, который подогревается в теплообменниках 6
и 7 и направляется к потребителю. Обогащенный кислородом воздух из
межтрубного пространства конденсатора 2 проходит теплообменники 4
и 5, после чего отводится в атмосферу. Жидкий азот из карманов нижней
колонны через мерник И направляется к потребителю.
Для составления теплового баланса и расчета расхода энергии (в со-
ответствии с рис. 40) пользуются уравнениями (III-17) и (Ш-18).
60
УСТАНОВКА ФИРМЫ <ЛЭР ЛИКИД»
Установка французской фирмы «Лэр Ликид» для получения жидкого
кислорода и сырого аргона имеет производительность по жидкому кисло-
роду 2500 кг/ч. Технологическая схема установки представлена на лис-
те 94. Установка работает по циклу высокого давления с поршневым де-
тандером.
Сжатый до 18—20 МПа воздух проходит влагоотделитель 7, осуши-
тельный баллон 9 и фильтр 8, после чего делится на три части. Одна
часть воздуха поступает в теплообменник 12, где охлаждается отходящим
азотом, другая в теплообменник 13 на охлаждение отходящим сырым
аргоном и третья на охлаждение отходящим газообразным кислородом
в теплообменник 15. После теплообменника 12 воздух подается на расши-
рение в поршневой детандер 11, затем в фильтр 18, турбодетандер 17 и
далее на разделение в колонну высокого давления 21. Воздух из тепло-
обменников 13 и 15 проходит ожижитель 14 и также направляется на
разделение в колонны 21 и 24. В верхней части колонны 21 установлен
конденсатор 20, в трубах которого испаряется жидкий кислород, пода-
ваемый из колонны низкого давления 24 с помощью насоса 30; в межтруб-
ном пространстве конденсатора 20 конденсируются пары азота. Полу-
ченный в низу колонны 24 жидкий кислород насосом 30 перекачивается
через адсорбер 22, фильтр 23 и переохладитель 16 и выдается как конеч-
ный продукт.
В схеме установки предусмотрены дополнительно две колонны:
одна, 26, предназначена для получения сырого аргона, а другая, 27 —
для очистки сырого аргона от азота. В колонну 26 отбирается аргонная
фракция из колонны 24, в которой путем испарения жидкости в меж-
трубном пространстве дефлегматора образуется сырой аргон, который
частично выдается как конечный продукт, а другая часть аргона посту-
пает в колонну для очистки от азота. В верхней части колонны 27 полу-
чается азото-аргонная смесь, которая поступает на очистку из нижней
части колонны; чистый аргон сливается в танк.
УСТАНОВКА ФИРМЫ «КОБЕ СТИЛ» (ЯПОНИЯ)
Технологическая схема установки фирмы «Кобе Стил» (Япония)
лредставлена на листе 95. Установка предназначена для получения
жидкого кислорода в количестве от 3000 до 8000 кг/ч. Установка работает
с предварительным охлаждением циркулирующего воздуха под давле-
нием 2—3 МПа фреоном при температуре кипения —50° С.
Сжатый в турбокомпрессоре 2 до давления 0,62 МПа воздух проходит
пластинчато-ребристые теплообменники 4, после которых дополнительно
-охлаждается и частично конденсируется в подогревателе азота 5 и далее
направляется в колонну 8. Из нижней колонны отбирается около 0,15 м3
на 1 м3 перерабатываемого воздуха, который проходит четвертую секцию
холодной части теплообменника 4 перед теплообменником И, соединяется
с потоком циркулирующего воздуха и сжимается в компрессоре 10 до
2—3 МПа. Сжатый циркулирующий воздух охлаждается в теплообмен-
никах 11, 12, 15 и делится на две части, одна из которых (около
1,9 моль/моль) расширяется в детандере с 1,8 до 0,6 МПа, а другая часть
(около 0,25 моль/моль) подвергается охлаждению и последующему сжи-
жению в теплообменнике 17.
Жидкий воздух дросселируется и подается в колонну 8. Избыток
газообразного воздуха около 0,10 м3 на 1 м3 перерабатываемого воздуха
из нижней колонны соединяется с детандерным воздухом. После детан-
дера отбирается около 0,2 моль/моль холодного воздуха, который нагре-
бается в теплообменниках 4 и поступает на сжатие в компрессор 10.
'Таким образом, циркуляционный компрессор 10 сжимает около 2,15 моль
61
циркулирующего воздуха на 1 моль сжатого в турбокомпрессоре 2. Через
теплообменник 4 проходит 1 моль сжатого в турбокомпрессоре 2 воздуха,
который в теплой части охлаждает 0,82 моль отбросного азота и 0,2 моль
циркулирующего воздуха, а в холодной части — еще и 0,15 моль петле-
вого холодного воздуха из нижней колонны.
Чтобы определить расход энергии на 1 кг жидкого кислорода, необ-
ходимо вычислить величины газовых потоков в циркуляционном цикле.
Принципиальная схема установки и изображение процесса на Т—S-
диаграмме представлены на рис. 41 (относится в основном к нижней
части холодильного циркуляционного цикла).
Из теплового баланса ректификационной колонны определяем коли-
чество сжиженного воздуха, поступающего на разделение в нижнюю
Рис. 41. Принципиальная схема установки фирмы «Кобе Стил» (Япония) и
изображение процесса на Т—S-диаграмме. Числами 1—8 обозначены точки
процесса, характеризующие состояние воздуха и продуктов разделения.
часть колонны (0,25 м3 на 1 м3 перерабатываемого воздуха) (точка 7);
при получении кислорода — 0,18 м3 на 1 м3 перерабатываемого воздуха.
Тепловой баланс теплообменника 17 (см. лист 95) характеризуется
тем, что в верхней части его происходит охлаждение воздуха от состоя-
ния 5 до состояния насыщения и далее он будет превращаться в жидкость
при постоянной температуре Тч до точки 7.
Для превращения в жидкость потока воздуха под средним давлением
р — 2 МПа требуется значительное количество холода, т. е. холодного
воздуха, выходящего из детайдера. Допуская, что Тъ = Т8 + 5/С, по-
лучим уравнение теплового баланса нижней части теплообменника 17
(см. лист 95).
0,25 (Z, - Z,) + = X (Z8 - /8),	(111-19>
где X — доля воздуха, выходящего из детандера в теплообменник 17.
Расход энергии (в кВт ч) на 1 кг жидкого кислорода составит:
l,60(l,951g-&-
\_______Р2
ПиэКт
1,95(Z3-Z4)(T1-T4)
ЗбООКтТ4т]из
D (h — ^б) Лз
ЗбООК/п
(Ш-20>
где m = 32 кг/моль — молекулярная масса кислорода.
При подстановке численных значений получим: I = 1,28 кВт ч.
Как видно, расход энергии на получение 1 кг жидкого кислорода
в установке низкого давления на 10—15% выше, чем в рассмотренных
62
выше установках высокого давления. Попытки снизить давление воздуха
до 1,5 МПа приводят к еще большему расходу энергии.
Опыт работы на установках низкого давления, где воздух сжимается
до 0,6—0,8 МПа, показал, что в этом случае количество энергии состав-
ляет 2,5 кВт ч на 1 кг жидкого кислорода.
В этих установках кроме большого расхода энергии в циркуляционном
холодильном цикле недостатком является еще и то, что необходимо созда-
вать значительные поверхности теплообмена, так как количество сжи-
маемого и охлаждаемого газа в 3 раза больше, чем в установках высокого
давления, а при давлении 2 МПа применение более компактных регене-
раторов и пластинчато-ребристых теплообменников затруднено.
УСТАНОВКА КТ-3600 С ОБОРУДОВАНИЕМ ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ
ЖИДКОГО КИСЛОРОДА
В Советском Союзе разработан и успешно внедрен способ получения
жидкого кислорода, основанный на цикле многоступенчатого расширения
циркулирующего газа в каскаде турбодетандеров. В этом цикле сжижаемый
газ сжимается до давления выше критического и холод в турбодегандерах
получается на том температурном уровне, на котором он потребляется.
Подобная организация процесса охлаждения и сжижения приводит
к наименьшей необратимости его. Достоинством этого способа является
то, что нет надобности строить специальные установки для производства
жидкого кислорода. При необходимости с установок технологического или
технического кислорода после оборудования их дополнительным холо-
дильным циклом можно получать жидкий кислород.
Технологическая схема установки с оборудованием для получения
жидкого кислорода представлена на листе 96. В левой части листа рас-
положена схема установки технологического кислорода КТ-3600, описа-
ние которой будет дано ниже, в правой части помещена схема дополни-
тельного цикла.
Воздух (около 26%) сжимается до давления 10—15 МПа и поступает
в блок предварительного охлаждения, где охлаждается до температуры
—45° С и делится на две части: около 4% расходуется на основной блок,
а 22% направляется на сжижение в дополнительный цикл. Для производ-
ства холода в дополнительном цикле азот сжимается до давления 0,8 МПа
в турбокомпрессоре 16, после которого направляется в один из двух
теплообменников 17 или 18. После теплообменника азот делится на две
части, одна из которых поступает в теплообменник 19, другая —
в фильтр 25 и в первую ступень двухпоточного турбодетандера, где рас-
ширяясь понижает свою температуру. Часть азота, поступившая в тепло-
обменник 19, охлаждается азотом из первой ступени турбодетандера и
после прохождения через фильтр 26 направляется для расширения на
вторую ступень турбодетандера 24. Охлажденный до низкой температуры
во второй ступени турбодетандера азот поступает на охлаждение воздуха
высокого давления в теплообменник 20. Окончательное понижение темпе-
ратуры и сжижение воздуха высокого давления происходят в теплооб-
меннике 21 за счет нагрева азота, отбираемого под давлением из-под
крышки конденсатора. Из теплообменника 21 азот направляется на рас-
ширение в турбодетандер основного блока 14, после расширения и охлаж-
дения в котором одна часть подается на теплообменник 10, другая часть —
в азотные регенераторы 2 и третья часть — для охлаждения воздуха
высокого давления в теплообменник 22. Азот низкого давления из тепло-
обменника 22 поступает в теплообменник 20 и далее в межтрубное про-
странство теплообменников 17 и 18, где после подогрева снова сжимается
до 0,8 МПа в турбокомпрессоре 16, замыкая цикл.
Для определения количества получаемого жидкого кислорода из
1 моля перерабатываемого воздуха необходимо составить уравнение
63
теплового баланса установки, изображенной на рис. 42 в принципиаль-
ном виде:
К ('к - 'ж) + %с + <?т = Y (Jr ~ Л») +	('з - 'з) +
+ Da(/.-/7) + D8(/u-4s).	(III-21)
где	Y — доля воздуха высокого давления в точке 4\
Dlt D2, D3~ доля азота, поступающего для расширения в соответствующие детан-
деры.
Температура и давление воздуха, поступающего из блока предвари-
тельного охлаждения, равны соответственно Tt = 228 К; р = 15 МПа.
Из условий нормальной работы ректификационной колонны (см. лист 96)
количество азота, отводимого из-под колпака конденсатора, D3 =
Рис. 42. Принципиальная схема установки КТ-3600 с дополнительным бло-
ком для получения жидкого кислорода и изображение процесса на Т—
S-диаграмме. Числами 1—12 обозначены точки процесса, характеризующие
состояние воздуха и продуктов разделения.
= 0,18 моль/моль. Для определения величин D2 = необходимо найти
/7 и Т7. На основании предварительных расчетов принимаем давление
циркулирующего азота р2 = 0,8 МПа; = 0,125 МПа; Т3 = 240 К;
т]§ = 0,8. Обозначив через h соответствующие изоэнтропийные тепло-
перепады в турбодетандерах, будем иметь
/б = /3 —	= 6900 —2800* 08 = 4660 Дж/моль,
что соответствует Т3 = 162 К-
Принимаем Т3 = 165 К, тогда /в = 4610 Дж/моль.
/7 = /в — й2т]з = 4160 — 1740-0,8 = 3220 Дж/моль,
чему соответствует Т7 = 113 К.
Из материального баланса колонны 8 (см. лист 96) при концентра-
циях кислорода 99,5% и отходящего азота 97% К = 0,185 моль/моль,
подставляя численные значения величин в уравнение (Ш-21), получим
0,185 (6400 + 4100) + 200 = 0,22 (6600 — 5200) + 0,2240 +1>21390 + 0,18-800,
откуда D J = D 2 = 0,46 моль/моль. Для проверки полученной величины
Л2 составим уравнение теплового баланса теплообменников 4—8 (см. 42):
//(/4-/8) = -О2(/3'-Л)-	(III-22)
Принимая Т’8 = 7’7 + 3= 116 К, получим /8 — 1300Дж/моль.
Решая уравнение (Ш-22) относительно D3, получим
_	0,22(5150 + 1300) п
D* =---АЗм—-090П— = °>45 моль/моль,
64
что удовлетворительно совпадает с величиной, полученной по уравне-
нию (Ш-21).
Расход энергии (в кВт-ч) на получение 1 кг жидкого кислорода
подсчитывается по формуле
1,6 f 0,74 1g — + 0,26 lg — + 1,06 Ig —
г _	\Pl Pl Pl /
_ Pi (A А) 4- 1^2 (Je h) 4- D3 (Ai — Az)
Km -3600
0,26(А-А)(Л-Г4)
7<т-36007'4г]Из
(HI-23)
После подстановки численных значений величин при т — 32; г]нз =
= 0,6 получим I = 0,93=0,95 кВт ч.
УСТАНОВКА ФИРМЫ «КОБЕ СТИЛ» (ЯПОНИЯ)
ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ ЖИДКОГО КИСЛОРОДА, РАБОТАЮЩАЯ
НА ВОЗДУХЕ НИЗКОГО ДАВЛЕНИЯ
На листе 97 представлена схема модификации установки, описанной
выше (см. лист 95). Установка предназначена для производства жидкого
кислорода в количестве 5000—8000 кг/ч и рассчитана на применение
пластинчато-ребристых теплообменников.
В компрессоре 1 сжимается воздух до давления 0,62 МПа, а в ком-
прессоре циркуляционного цикла 8 сжимается грязный азот с 0,11 до 3 МПа.
Если по схеме, изображенной на листе 95, циркулирующий воздух рас-
ширяется в турбодетандере с 3,0 до 0,6 МПа, в данной схеме (лист 97)
циркулирующий грязный азот расширяется в двухступенчатом детандере
последовательно: с 3,0 до 0,6 МПа в первой ступени и с 0,6 до 0,1 МПа
во второй ступени. Это небольшое усовершенствование несколько улуч-
шает показатели установки, но вследствие сжатия циркулирующего
грязного азота с 1 до 3 МПа расход энергии остается значительным —
1,25—1,3 кВт-ч на 1 кг О2.
УСТАНОВКИ НИЗКОГО ДАВЛЕНИЯ ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ
ЖИДКОГО КИСЛОРОДА
В этих установках (рис. 43) используют полный цикл многоступен-
чатого расширения циркулирующего газа в турбодетандерах, применяя
для предварительного разделения воздуха колонну, работающую при
давлении 0,29 МПа. В компрессоре 1 сжимается 60% от общего объема
воздуха. В компрессоре 2 сжимаются остальные 40% воздуха до давле-
ния 0,43 МПа. Другой отличительной особенностью установки является
то, что 90% всего охлаждаемого газа имеет низкое давление, что по-
зволяет почти повсеместно использовать пластинчато-ребристые тепло-
обменники. Принципиальная часть схемы представлена на рис. 43 и
в дополнительном пояснении не нуждается.
Принимая величину К = 0,2 моль/моль, р3 = 15 МПа, давление
циркулирующего азота р2 — 0,8 МПа, t]S — 0,80, количество ожижен-
ного азота у = 0,25 моль/моль и пренебрегая изотермическим дроссель-
эффектом циркулирующего азота, получим уравнение теплового баланса
установки
* ('к° - ;ж) + %с + 4Т = У (А - А) + Dx (f2 - /3) +
4"	(/4 — /5) + D3 (/б — /7).
5 И. П. Усюкин
65
7
a
Рис. 43. Установка низкого давления для
производства жидкого кислорода:
а— технологическая схема:
1 — компрессор низкого давления; 2 — компрес-
сор высокого давления; 3 — азотный теплооб-
менник теплой зоны; 4 — азотный теплообменник
холодной зоны; 5 — колонна предварительного
разделения; 6 — подогреватель азота; 7 —пере-
охладитель азота; 8 — колонна окончательного
разделения; 9 — переохладитель воздуха и кубо-
вой жидкости; 10 — азотный циркуляционный
компрессор; //—поршневой компрессор высокого
давления; 12, 13, 14 — турбодетандеры; 15, 16—
турбодетандерные теплообменники; 17 — тепло-
обменник высокого давления;
б—изображение процесса на Т—S-диаграмме:
числами/— 9 при точке обозначены точки процес-
са, характеризующие состояние воздуха и про-
дуктов разделения.
После подстановки численных значений величин при D1 — D2 =
— Ds = D имеем:
0,2-13000 + 450 = 0,25-700 + £3000 + 02000 + D1200,
откуда D = 0,45 моль/моль или
О, -]- D2 + D3 = 1,35 моль/моль.
Расход энергии (в кВт-ч) на получение 1 кг жидкого кислорода
z 1,6 (0,6 1g 2,9 + 0,4 1g 4,3 + 0,25 1g 150 + 1,351g 8) (1 + ДД) _
—	хкт|изт
P[(/2-/8) + (/4 -4) + (/«-/,)] =
3600xKm
1,6 (0,27 + 0,25 + 0,55 + 1,22) 1,05
~	0,2-0,7-32
_ 0,45(3000 + 2000 4- 1200) =	5 „
3600-0,2-32	О,/о к т .
Представленная на рис. 43 схема производства жидкого кислорода
позволяет сокращать расход энергии в 1,5 раза по сравнению с лучшими
существующими схемами, эксплуатируемыми в настоящее время, увели-
чить производительность установки до 10000—15 000 кг/ч и использо-
вать при этом наиболее эффективные пластинчатые теплообменники и
осевые турбокомпрессоры, обладающие максимальным к. п. д.
66
Рис. 44. Схема установки низкого давления с газо-жидкостным детандером:
/, 2 — турбокомпрессоры; 5, 4, 5, 6 — реверсивные теплообменники; 7 — колонна предваритель*
ного разделения; 8 — переохладитель азота; 9 — колонна окончательного разделения; 10 — кон-
денсатор воздушный; 11 — переохладитель кубовой жидкости; 12, 13 — компрессоры; 14, 17 —
теплообменники; 15, 16, 18 — турбодетандеры.
При отключении части оборудования холодильного цикла рассмо-
тренная установка может производить газообразный кислород.
На рис. 44 представлен вариант предыдущей схемы, который не
нуждается в дополнительном пояснении.
УСТАНОВКА ФИРМЫ «МЕССЕР ГРИСХЕЙМ» (ФРГ)
ДЛЯ ПРОИЗВОДСТВА ЧИСТЫХ ЖИДКИХ КИСЛОРОДА, АЗОТА
И АРГОНА
На листе 98 представлена технологическая схема установки фирмы
«Мессер Грисхейм» (ФРГ) для производства чистых жидких кислорода,
азота и аргона с возможностью частичного получения этих продуктов
в газообразном состоянии.
Левая часть схемы установки повторяет приведенные выше решения.
В этой части установки сжатый до 20 МПа воздух охлаждается в тепло-
обменнике и фреоновом холодильнике, делится на две части, одна из
которых поступает на детандер и затем в нижнюю колонну, а другая
часть — на охлаждение и также на разделение в нижнюю колонну. Про-
цесс разделения в нижней и верхней колоннах и в колонне сырого аргона
аналогичен вышеописанному (КЖ-1Ар). Сырой аргон, полученный в ко-
лонне 6, нагревается в теплообменнике и сжимается в компрессоре 11.
К сжатому сырому аргону в необходимом количестве добавляется водород,
и смесь поступает в контактный аппарат с катализатором. Образовавшиеся
пары воды поглощаются в адсорбере, а сжатый аргон сжижается в тепло-
обменнике и поступает в колонну отделения аргона от азота. Из нижней
части колонны выходит жидкий аргон, а из верхней части — азот.
* * *
В табл. 18 представлены основные технологические показатели уста-
новок для получения жидкого кислорода.
В заключение следует кратко остановиться на состоянии и перспек-
тивах развития установок жидкого кислорода. Известно, что в 30-х го-
дах преимущественное распространение получили установки произво-
дительностью от 15 до 50 кг/ч, жидкий кислород из которых транспорти-
5*
67
Таблица 18
	Тип установки								
	о	S о» о	8		ЖАЖ-0,04	1	£		
Показатели	б Et X	о & к	о к	6 ЕС		6 Ct к	о о СО	о S	Й
		<			X			I—1	х
	лист 82	лист 83	лист 84	лист 85	лист 85	лист 87	лист 88	лист 89	лист 90
Количество воздуха, м3/ч Производительность по кислороду:	180	ПО	240	220	240	440	800— 1000	2400	6850
жидкому, кг/ч газообразному, м3/ч по азоту:	25 30	17	—	—	34 36	70	—	500	1600
жидкому, кг/ч	—	12	45	36	34	65	250— 300	—	—
газообразному, м3/ч по аргонной фрак- ции, м3/ч Давление, МПа:	—	20	50	55	36	—	—	—	5000
	—	—	—	—	—	—	—	15	45
воздуха после ком- прессора	20	20	20	18—22	20	20	20	16—18	16—18
жидкости после насоса газа после детан- дера Температура, К:	165 0,6— 0,65	16,5 0,6— 0,65	20,0 0,6— 0,65	40,0	20,0	22,0	0,6— 0,65	0,6— 0,65	0,6—0,65
воздуха на входе в блок разделения	300	300	. 300	300	300	300	300	300	300
на входе в детан-	230	300	300	300	280	280	230	240	280
дер разность темпера- тур на теплом кон- це теплообменника Концентрация, % об.:	5—10	5—10	5—10	5—10	5—10	5—10	5—10	5—10	5
кислорода	99,2	99,2	—>	—	99,7	99,2	—	99,5	99,2
азота	97	99,5	99,5	99,5	99,5	99,5	99,5	—	99,98
аргона	—-	—	—.	—	—	——	—	92	92
Расход энергии, кВт*ч/кг	2,1	2,2	1,8	1,9— 2	1,9— 2	1,9— 2,0	1,1— 1,2	1,2— 1,3	1,05—1,1
Продолжение табл. 18
Показатели	Тип установки						
	фирмы «Ри- войра» (Ита- лия)	ЖА-1	фирмы «Л эр Ли- ки д» (Фран- ция)	фирмы «Кобе Стил» (Япония)	кт-3600 жидкостная	низкого давления воздуха **	
	лист 92	лист 93	лист94	лист 95	лист 96	рис. 43	рис. 44
Количество воздуха, м3/ч Производительность по кислороду:	—	6150	9300	10 000— 95 000	18 000— 20 000	—	—
жидкому, кг/ч	—	—	2500	3 000— 8 000	5 500	—	—
газообразному, м3/ч по азоту:		—	—	—	—	—	—
жидкому, кг/ч	—	—1600	—	—	—	—	—
68
Продолжение табл. 18
Показатели	Тип установки						
	фирмы «Ри- войра» (Ита- лия)	ЖА-1	фирмы «Л эр Ли- ки д> (Фран- ция»	фирмы «Кобе Стил» (Япония)	КТ-36 со жидкостная	низкого давления воздуха **	
	лист 92	лист 93	лист 94	лист 95	лист 96	рис. 43	рис. 44
газообразному, м3/ч	—	—	—	—	—	—	—
по аргонной фрак- ции, м3/ч Давление, МПа:	—	—	60	—	—	—	—
воздуха после ком- прессора	20	18—20	18—20	2—3	15	15	15
жидкости после насоса	—	—	—	—	—	—	—
газа после детан- дера Температура, К:	0,6— 0,65	0,35	0,6— 0,65	0,65	0,13	0,13	0,13
воздуха на входе в блок разделения	300	300	300	300	300	300	300
на входе в детан-	230	280	300	223	240/165/113 *	300/203/139 *	—
дер разность темпера- тур на теплом кон- це теплообменника Концентрация, % об.:	5—10	2—3	2—3	СП 1 00	5—8	5—8	5—8
кислорода	99,5	' ——	99,5	99,5	99,5	99,5	99,5
азота	99,997	99	—	—	—	97-99	97—99
аргона	—	——	99	—	—.	—	
Расход энергии, кВт*ч/кг	1,25	0,95	1,1- 1,2	1,28	0,92	0,70	0,6
•* Температура приведена для трех детандеров.
♦* Расчетные данные.
ровался к потребителю для газификации и использования в сварочной
технике. Это направление исключало нужду в кислородных баллонах,
на изготовление которых затрачивалось большое количество металла и для
перевозки использовались значительные транспортные средства; к тому
же использование баллонов было не всегда безопасным. Несколько позд-
нее получили распространение транспортные установки для получения
жидкого кислорода, используемые для специальных кислородно-дыха-
тельных целей. Эти установки используются и в наше время.
В 1941—1945 гг. были созданы установки значительной произво-
дительности для получения жидких кислорода и азота, которые исполь-
зовались в ракетной, специальной технике и для медицинских целей.
С развитием научных исследований значительно возросла потреб-
ность в жидком азоте для целей термостатирования при низких темпе-
ратурах. В связи с этим были созданы эффективные установки высокой
производительности для получения жидкого азота и одновременного
получения жидких кислорода и азота. Для получения значительных коли-
честв жидкого кислорода были созданы самые мощные в то время уста-
новки производительностью 500—540 кг/ч; жидкий кислород, выраба-
тываемый этими установками, использовался в первых ракетах. Одно-
временно эти установки вытеснили более мелкие, созданные ранее. Эти
установки работают с большой эффективностью, расходуя энергии 1,2—
1,4 кВт ч на 1 кг кислорода.
В 1950 г в СССР были созданы установки КЖ-1, КЖ-1Ар большой
производительности (1600 кг/ч), работающие на высоком давлении, кис-
69
лород которых в основном потреблялся в ракетной технике, а жидкий
азот использовался для термостатирования в исследовательских работах.
Эти установки, широко применяются, особенно КЖ-1Ар, которая произ-
водит одновременно с жидким кислородом сырой аргон. Расход энергии
в них составляет 1,1 кВт ч на 1 кг жидкого кислорода. Для удовлетворе-
ния возросшей потребности в жидком азоте была создана мощная уста-
новка ЖА-1 с расходом энергии 0,9—1,0 кВт ч на 1 кг жидкого азота.
Резкий рост спроса на жидкий кислород с одновременной потреб-
ностью в значительных количествах аргона привел к необходимости
создания более мощных установок жидкого кислорода при комплексном
разделении воздуха на кислород, чистый азот и жидкий аргон. Для этих
целей французская фирма «Лэр Ликид» создала в 50-х годах установку
производительностью 2500 кг/ч с хорошими энергетическими показате-
лями — 1,1—1,2 кВт-ч на 1 кг жидкого кислорода.
Следует отметить, что получение на кислородных установках дорого-
стоящих редких газов делает сами установки более рентабельными.
Японская фирма «Кобе Стил» разработала установку для производ-
ства жидкого кислорода с применением давления 2,5—3 МПа произво-
дительностью 3000—8000 кг жидкого кислорода в 1 ч. Установка амери-
канской фирмы «Линде» имеет давление воздуха до 1,1 МПа при произво-
дительности установки около 6000 кг/ч. Однако это направление себя не
оправдывает вследствие значительного расхода энергии (1,25—1,3 кВт-ч
на 1 кг жидкого кислорода в японской установке). В американской уста-
новке, схему которой мы не приводим, расход энергии еще выше; не-
смотря на применение прогрессивных решений (замена регенераторов на
пластинчато-ребристые теплообменники), эти установки не имеют пер-
спективы для широкого применения, особенно при большой производи-
тельности, вследствие повышенного расхода энергии и значительных затрат
металла на создание теплообменной аппаратуры в холодильном цикле.
В 1950 г. у нас в стране были начаты работы по переводу установок
газообразного технологического кислорода на производство жидкого
кислорода с применением многоступенчатого расширения циркулиру-
ющего азота в отдельных ступенях турбодетандера и сжатия части воз-
духа до давления около 15 МПа. По этому способу работают установки
КТ-3600 производительностью около 5000 кг/ч и расходом энергии 0,90—
0,95 кВт-ч на 1 кг жидкого кислорода.
Несмотря на меньший удельный расход энергии, эти установки
вряд ли возможно рекомендовать для широкого внедрения ввиду сложности
оборудования. В целях упрощения схем для реализации вышеизложен-
ного принципа получения холода 6 последнее время разработаны уста-
новки с низким давлением воздуха (0,31—0,43 МПа), на которых можно
получать жидкий кислород при минимальных затратах средств и энергии
(см. схемы на рис. 43 и 44).
При современном техническом уровне представленное на рис. 43
решение является весьма многообещающим, особенно при всевозраста-
ющей потребности в жидком кислороде. В перспективе кислородные
станции металлургических комбинатов будут иметь производствен-
ную мощность 400 000—500 000 м3/ч с блоками производительностью
80 000 м3/ч. Указанные установки необходимо рекомендовать для созда-
ния резерва у потребителя газообразного кислорода, для потребителя
больших количеств жидкого кислорода. Существенное снижение расхода
энергии на получение жидкого кислорода выдвигает проблему передачи
его на большие расстояния, что сулит снижение капитальных затрат
при равных затратах энергии. Что касается мелких потребителей, значи-
тельно удаленных от промышленных центров, то ими могут быть исполь-
зованы установки КЖ-1 и др.
При современном уровне спроса на азот могут быть использованы
установки жидкого азота ЖА-1.
70
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ УСТАНОВОК
ТЕХНОЛОГИЧЕСКОГО, ТЕХНИЧЕСКОГО КИСЛОРОДА
И ЧИСТОГО АЗОТА
Установки технологического и чистого кислорода, чистого азота
представляют собой комплекс оборудования большой производитель-
ности, работающего при низком давлении воздуха (в некоторых случаях
с частью воздуха высокого давления).
Получаемый технологический кислород (концентрация 95—98%)
или его соответствующие смеси с воздухом применяют для интенсифика-
ции различных технологических процессов — выплавки чугуна, стали,
в химических процессах, энергетике. В последнее время для выплавки
конверторной стали во многих странах используют в больших количе-
ствах технический кислород концентрацией 99,5%. На установках тех-
нологического и технического кислорода одновременно получают и сухой
чистый азот в больших количествах для химических синтезов. В связи
с этим в настоящем разделе рассматриваются следующие установки
большой производительности: установки технологического кислорода;
установки технического кислорода как в отдельности, так и с получе-
нием чистого азота.
Иногда на этих установках получают одновременно некоторую часть
жидкого кислорода и редкие газы.
УСТАНОВКА КТ-3600 (К-3,6)
Технологическая схема установки КТ-3600 (К-3,6) приведена на
листе 99.
Производительность установки КТ-3600 по кислороду концентра-
цией 95—98% составляет 3500—3600 м3/ч.
Воздух в количестве 20 000 м3/ч после сжатия в турбокомпрессоре 2
до давления 0,6—0,65 МПа делится на две части: одна часть (около
19 000 м3/ч) поступает на кислородные 7 и азотные 8 регенераторы; дру-
гая часть воздуха (800—1000 м3/ч) очищается от СО2 в скруббере 6, после
которого сжимается в компрессоре 1 до 12—15 МПа и охлаждается в блоке
предварительного охлаждения 9 до 3—5° С. Дальнейшее охлаждение
воздуха до —45° С происходит в аммиачных теплообменниках. Затем
воздух охлаждается в одном из двух основных теплообменников 10 и
далее в детандерном теплообменнике 18. После дросселирования эта часть
воздуха, так же как и воздух из регенераторов в состоянии насыщения,
подается в нижнюю колонну 19.
Часть азота отбирается из-под крышки конденсатора 14, подогре-
вается в детандерном теплообменнике 18 за счет охлаждения воздуха и
расширяется до 0,13 МПа в турбодетандере 13. Азот после расширения
в детандере соединяется с азотом из переохладителя 21 и направляется
на азотные регенераторы. Жидкий кислород из основного конден-
сатора 14 сливается в трубки змеевика дополнительного конденса-
тора 17, где испаряется в результате конденсации азота, проходит отде-
литель ацетилена 16 и далее — через кислородные регенераторы к потре-
бителю.
Тепловой баланс установки КТ-3600 в соответствии с принципиальной
схемой (рис. 45) будет иметь следующий вид:
К (Л — Аг) + G — -К) (^9 — ^б) + D (h ~ Ai') + 4д = 4ос + 4т,	(Ш-24)
где X = 0,95 моль/моль — количество воздуха низкого давления;
1 — X — 0,05 моль/моль — количество воздуха высокого давления;
9Д = 0,015 моль/моль — дополнительная холодопроизводительность части воз-
духа высокого давления.
71
Из условий незабиваемости регенераторов превышение обратного
потока над прямым составляет:
(1 — X) — Ат = 0,035 моль/моль,	(II1-25)
где Ат— количество азота, выходящего из теплообменника.
Дополнительная холодопроизводительность части воздуха высокого
давления
7Д = [(1 - X) - Лт] (Л - /,).	(Ш-26)
Подставим численные значения в уравнение (Ш-24):
0,95-38 + 0,05 (6600 - 5350) + D (3600 — 2300) 0,65 + 75 = 290,
откуда D — 0,14 моль/моль.
Рис. 45. Принципиальная схема
установки КТ-3600 (К-3,6) и изоб-
ражение процесса на Т—5-диаг-
рамме. Числами 1—9 обозначены
точки процесса, характеризующие
состояние воздуха и продуктов раз-
делени я.
Принимая концентрацию отходящего азота 97 % и азота в кислороде
2%, получаем выход кислорода Д = 0,19 моль/моль. Расход энергии
(в кВт-ч) на 1 м3 кислорода
т]изК/?г	ЗбООКт
^8')Hs
ЗбООЛлг
(III-27)
Подставляя численные значения в уравнение (Ш-27) и принимая,
что
(1-X)(Z4-Z5)	D(h-h^s
SbOOKm	ЗоОО/Оп	’
получим
~ 1,60 (lg 6,2-|-0,05 lg-^2~)	1,60(0,8 4-0,065) =
т]изКт	0,7-0,19-22,4
= 0,48 кВт-ч на м3 кислорода.
72
УСТАНОВКА БР-4А
Установка БР-4А отличается от установки КТ-3600 тем, что в ней
для получения кислорода чистотой до 99,0% и азота чистотой 99,9%
предусмотрен отбор аргонной фракции (около 800 м8/ч) в двух зонах
верхней ректификационной колонны 12 на уровнях отделителей жид-
кости 13. В этих же целях в верхней колонне установлено 48 тарелок
вместо 36, как в блоке разделения воздуха установки КТ-3600. Количе-
ство воздуха высокого давления увеличено в два раза (с 800 до 1600 м3/ч).
Это позволяет сократить количество азота, отбираемого из-под крышки
конденсатора 11 и расширяющегося в турбодетандере, что связано с уве-
личением количества флегмы, поступающей в верхнюю колонну.
Технологическая схема блока разделения установки БР-4А изобра-
жена на листе 100.
Воздух высокого давления в количестве 9% от всего перерабатывае-
мого воздуха, очищенный от двуокиси углерода и осушенный в аммиачных
холодильниках, поступает в теплообменник 8, в котором охлаждается
азотом или аргонной фракцией до температуры, близкой к 170 К. Из
основного теплообменника 8 воздух проходит детандерный теплообмен-
ник 15, после чего дросселируется и поступает на разделение в нижнюю
ректификационную колонну 10.
Особенностью данной установки является отбор около 800 м3 аргон-
ной фракции в 1 ч, содержащей около 2% кислорода (остальное аргон
и азот). Аргонная фракция через отделитель жидкости 13 поступает
в секцию аргонной фракции теплообменника 8 и выходит из блока в пред-
варительные теплообменники. В схеме предусмотрена возможность под-
ключения криптонового блока.
Для составления теплового баланса и расчета расхода энергии поль-
зуются уравнениями, приведенными для установки КТ-3600.
УСТАНОВКА КТ-3600 Ар (КАр-3,6)
Установка КТ-ЗбООАр (КАр-3,6), изображенная на листе 101, яв-
ляется модификацией установки КТ-3600. Установка предназначена для
получения технологического кислорода в количестве 3500 м3/ч кон-
центрацией 98,5%, сырого аргона (2—4% О2, 6—10% N2 и 86—92% Аг)
в количестве 120 м3/ч и криптонового концентрата с содержанием 0,1 % Кг
в количестве 20 м3/ч. Для улучшения процесса ректификации при полу-
чении аргона азот из-под крышки конденсатора не отбирается и турбо-
детандер из схемы исключен. Верхняя ректификационная колонна имеет
48 тарелок.
Сжатие, очистка и осушка воздуха вне блока разделения осуществ-
ляются так же, как в установке КТ-3600. Воздух низкого давления
(0,62 МПа) проходит через кислородные 10 и азотные регенераторы 11,
поступает в нижнюю часть ректификационной колонны 16 на разделение.
Воздух высокого давления (16 МПа) в количестве 2400 м3/ч после аммиач-
ных теплообменников делится на две части: одна из них поступает в порш-
невой детандер 1, затем после фильтра 4 соединяется с воздухом, направ-
ляющимся из регенератора, и поступает на разделение в нижнюю часть
ректификационной колонны 16. Другая часть воздуха высокого давле-
ния охлаждается в азотном теплообменнике 12 и аргоно-кислородном
теплообменнике 13, дросселируется и также поступает на разделение
в колонну 16.
В колонну сырого аргона 14 отбирается с 16-й тарелки верхней рек-
тификационной колонны газовая аргонная фракция, после чего очи-
щенный сырой аргон из-под крышки конденсатора проходит аргоно-
кислородный теплообменник 13 и направляется в блок очистки. Очи-
щенный от кислорода сырой аргон в виде технического аргона поступает
73
в аргонный теплообменник 23, охлаждается чистым аргоном и поступает
на разделение в колонну 22 (очистка аргона от азота). В межтрубном
пространстве верхнего конденсатора колонны 22 испаряется жидкий
азот, пары которого проходят через теплообменник 12 и блок предвари-
тельного охлаждения 9, и азот отводится в атмосферу. Чистый аргон
из межтрубного пространства нижнего конденсатора колонны 22 посту-
пает в переохладитель аргона 15. Переохлажденный чистый аргон на-
сосом 24 подается на газификацию в теплообменник 23 и далее поступает
в рампу для наполнения баллонов. Газообразный кислород из отделителя
ацетилена 27 поступает в криптоновую колонну 21 и промывается флегмой,
стекающей из верхнего конденсатора вниз по тарелкам, при этом криптон,
находящийся в газообразном кислороде, отмывается стекающей флегмой.
Освобожденный от криптона газообразный кислород с верха криптоновой
колонны 21 направляется в кислородный регенератор 10. В межтрубном
пространстве конденсатора криптоновой колонны 21 испаряется часть
кубовой жидкости, поступающей из переохладителя 18, образуя флегму,
орошающую колонну 16. Из нижней части колонны 21 жидкость стекает
в криптоновый конденсатор 26, где значительная часть ее испаряется,
конденсируя азот, поступающий из-под крышки конденсатора. Паро-
жидкостная смесь из конденсатора 26 направляется в отделитель крип-
тонового концентрата 25, где пар отделяется от жидкости. Пары посту-
пают снова в криптоновую колонну 21, а жидкость с содержанием
0,1 % Кг и Хе выводится из нижней части отделителя для дальнейшей
переработки.
Тепловой баланс и расход энергии в установке рассчитывают так же,
как для установки КТ-3600.
УСТАНОВКА БР-1 (Кт-12)
Начиная с 1932 г. установки технологического кислорода строили
по схеме низкого давления с большей или меньшей частью воздуха вы-
сокого давления (вначале 8—10%, а к 1936 г. в установке Линде-Френкля—
4—5%). В таких установках в регенераторы поступает 95—96% воздуха
низкого давления, а продукты разделения (азот, кислород) в обратном
потоке проходят через регенераторы полностью. При такой организации
процесса на холодном конце регенераторов устанавливается разность
температур между воздухом и продуктами разделения, равная 8—9° С,
что обеспечивает незабиваемость-регенераторов при длительной эксплуа-
тации.
При равенстве прямого и обратного потоков процесс теплообмена
приводит к повышенной разности температур на холодном конце; в этом
случае насадка регенераторов забивается твердыми отложениями дву-
окиси углерода и работа установки прекращается.
Усилия советских исследователей были направлены на то, чтобы
разработать технологию, обеспечивающую незабиваемость регенераторов
при равенстве прямого и обратного потоков. При этом разность температур
на холодном конце между ними должна быть равной 3—4° С. Для решения
этой задачи И. П. Усюкин и В. Г. Воскресенский разработали способ
обеспечения незабиваемости регенераторов с помощью тройного дутья.
Этот способ был реализован в схеме установки БР-1 (Кт-12), изобра-
женной на листе 102.
Воздух, сжатый в турбокомпрессоре до давления 0,6 МПа, поступает
в кислородные регенераторы 1 (около 20%) и азотные регенераторы 2
(около 80%). Кислородные регенераторы работают в тех же условиях,
как и в установке КТ-3600, т. е. обратный поток кислорода на 3—3,5%
больше прямого потока воздуха. При этом разность температур на хо-
лодном конце регенератора достигает 7—8,5° С, что позволяет удалять
74
с обратным потоком двуокись углерода и воду, выделившихся из пря-
мого потока воздуха. В азотных регенераторах для обеспечения незаби-
ваемости и удаления отложений СО2 и Н2О обратным потоком при мень-
шем его количестве в сравнении с прямым потоком необходимо снижать
разность „температур до 4—5 К. Этот результат достигается с помощью
так называемого тройного дутья или установки трех азотных регенера-
торов. При этом способе часть воздуха, охлажденного до состояния насы-
щения в одном из азотных регенераторов, возвращается в охлажденный
азотом второй регенератор для дополнительного охлаждения насадки.
Последовательность потоков в этом случае такова. Вначале через один
регенератор проходит воздух прямого потока. Через 3 мин регенераторы
переключаются и по тому же регенератору проходит азот — обратный
поток, охлаждающий насадку и выносящий осевшие примеси. Затем через
3 мин регенератор вновь переключается и снизу вверх проходит около
12—15% холодного воздуха. Нагретый воздух отводится из середины
регенераторов в детандерный теплообменник 5, где охлаждается очищен-
ным воздухом, поступающим из колонны <8, который затем расширяется
в турбодетандере.
Производительность
установки (рис. 46) по тех-
нологическому кислороду
изменяется в довольно
широких пределах — от
7000 до 15 200 м3/ч. Про-
изводительность	9000—
10 000 м3/ч соответствует
концентр ации кислорода
96,2% и концентрации
азота 98,5—99,3%. Повы-
количество лерера ватыбаемого 6озвуха,м3/ч
Рис. 46. Зависимость производительности установок
БР-1 от количества перерабатываемого воздуха.
шение производительности
установки до 12 500 м3/ч
не приводит к изменению
концентрации продуктов
разделения.
На рис. 47 представлена диаграмма основных технологических пока-
зателей установки БР-1 в то время, когда она работала без производства
чистого азота и криптоновой смеси. Вследствие несовершенства турбо-
детандера (отсутствие регулирования) давление воздуха перед детандером
приходится понижать путем дросселирования, что значительно снижает
показатели работы установки и детандера, к. п. д. которого падает:
0,58 зимой, t]s == 0,62 летом.
Представляет интерес проследить процесс выноса влаги и двуокиси
углерода из регенератора за время полупериода (180 с), который иллю-
стрируется рис. 48. За первые 60 с выносится из азотных регенераторов
около 95% двуокиси углерода. После 100 с холодного полупериода реге-
нераторы практически не содержат двуокиси углерода и влаги.
Тепловой баланс установки БР-1 составляют по формуле (Ш-8). Рас-
ход энергии в установках низкого давления подсчитывают по уравнению
1,6 1g-^-(1 +ДВ)
/ =-------,
ДлгПиз
где ДВ = 0,054-0,08 моль/моль— потери остаточного воздуха при переключении реге-
нераторов;
Лиз ~ 0,65— изотермический к. п. д. компрессора;
К = 0,21 моль/моль — количество получаемого кислорода.
Подставляя численные значения, получим I — 0,45 кВт ч на 1 м3
кислорода. Указанные расчет энергии и тепловой баланс справедливы
и для последующих установок.
75
На рис. 49 представлен расход энергии (в кВт ч/м3) кислорода в за-
висимости от производительности установки, чистоты получаемых про-
дуктов (сплошные линии проведены в диапазонах замеренных величин).
Ноябрь Декабрь Январь Февраль Март Апрель Май Июнь Июль Август Сентябрь
в.°С Q0,&n
13103
1Z103
И 103
10 103
9 Ю3
8 103
7 Ю3
Рис. 47. Основные технологические показатели установки БР-1, работающей на Ново-
Тульском металлургическом заводе:
1 — давление в нижней колонне рн к; 2 — давление воздуха перед турбодетандером Рнач; 3 —
давление воздуха в верхней колонне рв к; 4 —- количество получаемого кислорода <?к; 5 — холодо-
производительность турбодетандера Qo; 6 — температура воздуха на входе в блок t.
В настоящее время на основе установки БР-1 разработан ряд ее моди-
фикаций: БР-1М, БР-1К(КтК-12), БР-1А (КтА-12) и БР-1Кч (К-11).
Производительность по вырабатываемым продуктам для установок этого
ряда модификаций представлена ниже (в м3/ч):
Бр-1К БР-1А БР-1КЧ
Кислород тех-	(КтК-12)	(КтА-12)	(К-11)
нологический	9000	12 500	—
Кислород тех- нический . . Азот чистый	3500	300	11 000
концентра- цией 99,98%	500	3 000	1000
Криптоно-ксе-			
ноновый кон- центрат . . .	55	55	55
Неоно-гелиевая			
смесь . . . .	1,4	1,4	1,4
Рис. 48. Зависимость влагосодержания,
содержания двуокиси углерода и раз-
ности температур на теплом конце реге-
нераторов от времени прохождения обрат-
ного потока в регенераторах:
1 — содержание двуокиси углерода в обрат-
ном потоке азотного регенератора; 2 — со-
держание двуокиси углерода в обратном по-
токе кислородного регенератора; 3 — влаго-
содержание обратного потока азотного реге-
нератора; 4 — разность температур на теплом
конце 1-го кислородного регенератора; 5—раз-
ность температур на теплом конце 2-го кисло-
родного регенератора; 6 — разность темпера-
тур на теплом конце 1-го азотного регенера-
тора; 7 — разность температур на теплом
конце 2-гЪ азотного регенератора.
76
Схема установки БР-1 К аналогична схеме, представленной на листе
102. Газообразный азот из нижней колонны поступает в межтрубное про-
странство конденсаторов 10, И (см. лист 102) и в азотную колонну 14.
Жидкий кислород из конденсатора 10 поступает через адсорбер ацетилена
на криптоновую колонну 15. Для образования паров в криптоновой ко-
лонне установлен нижний конденсатор 20, в межтрубном пространстве
которого конденсируется очищенный в азотной колонне 14 азот, а в трубах
испаряется жидкий кислород. В межтрубном пространстве конденса-
тора 18 испаряется азот, а в трубах происходит частичная конденсация
паров кислорода. Конденсат из отделителя жидкости 19 в виде крип-
тонового концентрата отводится в испаритель 24, а пар снова возвра-
щается в колонну 15.
Значительная часть кислорода из криптоновой колонны 15 в виде
продукта направляется в кислородные регенераторы, а другая часть
Рис. 49. Зависимость удель-
ного расхода энергии от коли-
чества получаемого кисло-
рода и его чистоты:
/ — чистота кислорода; 2 — ко-
личество перерабатываемого
воздуха.
поступает в криптоновую колонну, где происходит окончательная очистка
технологического кислорода от криптона с получением далее технического
кислорода. В верхней части колонны 15 расположен конденсатор-испа-
ритель 16, в межтрубном пространстве которого кипит азот. Жидкий
кислород из нижней части колонны 17 возвращается в колонну 15. Тех-
нический кислород отбирается из колонны 17 и после прохождения тепло-
обменника 23 выдается потребителю. Из азотной колонны чистый азот
после теплообменника 22 также выдается потребителю.
На листе 103 показана монтажная схема блока разделения воздуха
установки БР-1М, где представлены контрольно-измерительные приборы,
арматура основная и вспомогательная, размеры некоторых трубопроводов
и другие важные элементы, необходимые для нормальной эксплуатации.
На листе 104 изображена установка БР-1А последнего выпуска.
УСТАНОВКА БР-1КАр (КТКАр-12)
Установка состоит из основного и дополнительного блоков и произ-
водит следующие продукты: технический и технологический кислород,
чистый азот, криптоно-ксеноновую смесь, неоно-гелиевую смесь и аргон.
Основной блок. На листе 105 представлена схема основного блока
установки. Технологический процесс в основном блоке описан в преды-
дущих схемах. Отличие заключается в том, что к основному блоку до-
бавляется дополнительный блок, который включает колонну аргона 15.
Полученный в основном блоке сырой аргон направляется для переработки
в дополнительный блок.
Дополнительный блок. Технологическая схема дополнительного блока
установки БР-1КАр изображена на листе 106. В дополнительном блоке
сырой аргон подогревается в теплообменнике 2 и передается на очистку
от кислорода, которая происходит вне блока. После очистки от кислорода
77
технический аргон поступает снова в дополнительный блок на охлаждение
в испаритель аргона 10. После охлаждения отбросным газом, выходящим
из-под крышки верхнего конденсатора колонны чистого аргона 3, и жид-
ким аргоном, поступающим из насосов жидкого аргона 11, технический
аргон направляется для очистки от азота в колонну 8, которая имеет
нижний и верхний конденсаторы-испарители. В нижнем конденсаторе 6
конденсируется азот под давлением, который после дросселирования посту-
пает в межтрубное пространство верхнего конденсатора. Пары азота из
верхнего конденсатора направляются в азотные регенераторы. Из жид-
кости в низу аргонной колонны 8 испаряются следы азота и образуется
чистый жидкий аргон. Жидкий аргон из аргонной колонны 8 направляется
в переохладитель аргона 9, где переохлаждается в результате испарения
кубовой жидкости в межтрубном пространстве переохладителя. После
переохладителя жидкий аргон нагнетается насосом жидкого аргона 11
в испаритель 10 и выдается потребителю в чистом виде под давлением.
УСТАНОВКА БР-5М (Кт-5)
Технологическая схема установки БР-5 показана на листе 107.
Производительность установки по технологическому кислороду составляет
от 5000 до 6000 м3/ч. Установка БР-5 состоит также из двух блоков —
основного и дополнительного. В основном блоке (с отключенным допол-
нительным) производится технологический кислород; при работе допол-
нительного блока производится сжатый технический кислород и крипто-
новый концентрат. Технологическая схема установки БР-5 в основном
повторяет схему установки БР-1 и ее модификаций и в связи с этим
в пояснении не нуждается.
УСТАНОВКА БР-2
Установка БР-2 создана в двух модификациях (КтК-35 и КтК-39),
представленных на листах 108 и 109.
Установка предназначена для получения технологического кислорода
23 000 м3/ч, технического кислорода 11 000 м3/ч, а также сухого азота
и криптоно-ксенонового концентрата.
Сжатый воздух после охлаждения в воздушно-водяном скруббере 31
проходит влагоотделитель 35 и распределяется между одним кислородным
и тремя азотными регенераторами. Поскольку схема установки БР-2
в основном повторяет схему установки БР-1, принцип работы регенера-
торов с тройным дутьем тот же, что и в установке БР-1. В установке
предусмотрены два кислородных и шесть азотных регенераторов, два
регенератора петлевого потока 3 и два регенератора технического кисло-
рода 4. В последнюю треть периода холодного дутья, когда, как указано
выше, азот не содержит СО2 и Н2О при Т = 200 К, отводится петлевой
поток, который подогревается в регенераторах 3, смешивается с азотом
сквозной петли и сжимается газодувкой 22. Сжатый азот нап-
равляется последовательно в регенератор технического кислорода 4,
теплообменник 20, регенератор 3, после которого поступает далее на де-
тандерный теплообменник 5, где нагревается детандерный воздух, кото-
рый направляется в турбодетандер 6. В колонне технического кислорода 14
образуется жидкий кислород концентрацией 99,5%, который испаряется
в выносном конденсаторе 17, а затем поступает в криптоновую колонну 27.
Жидкий криптоно-ксеноновый концентрат (0,15% Кг + Хе) после
испарения направляется на очистку. Часть кислорода после криптоновой
колонны отбирается в конденсатор-переохладитель 19, превращается
в жидкость, после нагнетания насосом 21 подогревается в теплообмен-
нике 20 и выходит к потребителю как конечный продукт.
78
Около 25% воздуха из нижней колонны после промывки отбирается
в отделитель жидкости 8, далее в детандерный теплообменник 5 и фильтр,
а затем расширяется в турбодетандере бив состоянии насыщения направ-
ляется в верхнюю колонну 13. В нижней колонне 9 процесс аналогичен
вышеописанному.
Из верхней колонны отходит азот, подогревается в переохладителях,
смешивается с азотом из детандерного теплообменника и регенераторов
технического кислорода и направляется в азотные регенераторы 2, после
которых используется для охлаждения воды в скруббере 32.
Жидкий кислород из нижней части верхней колонны 13 стекает в кон-
денсатор 17, где значительная часть его испаряется и возвращается в ко-
лонну 13, а остаток жидкости с помощью насоса 21 через адсорбер жид-
кого кислорода 15 (или с помощью парлифта) подается на орошение
колонны технического кислорода 14.
В колонне технического кислорода 14 получают технологический кисло-
род, который из верхней части колонны проходит подогреватель и далее
кислородные регенераторы, после которых направляется к потребителю.
Жидкий технический кислород из колонны 14 поступает в конденсаторы
для испарения и возвращается в колонну, часть жидкости испаряется
в продукционном конденсаторе и направляется в криптоновую колонну 27.
После извлечения криптоно-ксеноновой смеси в колонне газообразный
кислород поступает в регенераторы технического кислорода 4 и далее
к потребителю.
УСТАНОВКА БР-2М
Установка БР-2М предназначена для получения технологического
кислорода в количестве 24 000 м3/ч, технического кислорода в количестве
11 000 м3/ч, а также криптоно-ксенонового концентрата и неоно-гёлиевой
смеси. Техническая схема установки изображена на листе ПО.
Сжатый в турбокомпрессоре 1 воздух охлаждается в азотно-водяном
холодильнике и распределяется между кислородными регенераторами 2,
заполненными каменной насадкой, и азотными регенераторами 3, запол-
ненными галетами из алюминия в верхней части и каменной насадкой
в нижней части. В кислородных регенераторах в насадке расположены
змеевики для подогрева технического кислорода и сухого воздуха, исполь-
зуемого для собственных нужд установки. Незабиваемость регенераторов
обеспечивается отбором при температуре 180 К петлевого потока воздуха,
который отводится из середины регенераторов в вымораживатель 4,
охлаждается за счет подогрева детандерного воздуха и поступает на раз-
деление вместе с воздухом из регенераторов в нижнюю колонну 7. Переклю-
чение азотных регенераторов производится через 3 мин и кислородных че-
рез 9 мин.
В других частях установка работает аналогично первой модификации
(см. листы 108—109).
УСТАНОВКА БР-6М (АКт-16)
Установка производит чистый азот — 16 000 м3/ч, технологический
кислород — 8850 м3/ч, а также технический кислород и неоно-гелиевую
смесь. Технологическая схема установки БР-6М (АКт-16) приведена на
листе 111.
Сжатый до 0,62 МПа воздух (около 70%) поступает в азотный регене-
ратор 1 и (30%) в кислородные регенераторы 2. По трубам теплообменни-
ков, встроенным в азотные регенераторы, проходит чистый азот, а по тру-
бам, встроенным в кислородные регенераторы, проходит чистый азот и
технический кислород. Межтрубное пространство регенераторов запол-
нено насадкой из базальта. Регенераторы переключаются каждые 9 мин.
Незабиваемость регенераторов обеспечивается путем отбора петлевого
79
потока воздуха из середины регенератора в количестве 10—12% от общего
количества при температуре 180 К. Очищенный и охлажденный в вымо-
раживателе 5 воздух вместе с воздухом из регенераторов направляется
на разделение в нижнюю колонну 6. Верхняя колонна 7 работает с отбо-
ром грязной азотной фракции. В результате разделения в верхней ко-
лонне получаются чистый азот с содержанием 0,002% О2 и грязный азот
с содержанием 5% О2, первый поступает в змеевик регенераторов, а вто-
рой на насадку азотных регенераторов. Технологический кислород отби-
рается снизу из колонны 7, проходит подогреватель кислорода 12 и на-
правляется в насадку кислородных регенераторов. Производство техни-
ческого кислорода осуществлено описанным выше способом. Жидкий
технический кислород из конденсатора-переохладителя 18 поступает
в насос 19 и далее на испарение и подогрев сухим воздухом в кислородный
теплообменник 20 и к потребителю.
УСТАНОВКА ФИРМЫ «КОБЕ СТИЛ» (ЯПОНИЯ) С РЕГЕНЕРАТОРАМИ
Азотно-кислородная установка японской фирмы «Кобе Стил» анало-
гична в основном описанной выше установке БР-6М, но имеет газовый
адсорбер для очистки воздуха от СО2 и С2Н2. Технологическая схема
установки изображена на листе 112. Установка предназначена для полу-
чения 18 500 м3/ч технологического кислорода, 16 000 м3/ч чистого азота,
а также части технического кислорода. Сжатый воздух проходит по трем
из шести регенераторов, заполненным базальтовой насадкой, и поступает
на разделение в нижнюю ректификационную колонну 14. Из середины
регенераторов часть воздуха отбирается, очищается от СО2 и ацетилена
в адсорберах 7, смешивается частично с воздухом, отбираемым из нижней
колонны, и расширяется в турбодетандере 8. После детандера и фильтров 9
поступает в верхнюю ректификационную колонну. В межтрубном про-
странстве конденсаторов 10 испаряется кислород, в трубах конденси-
руется азот. Продукционный технологический кислород испаряется в вы-
носном конденсаторе 19 и направляется в змеевики кислородных регене-
раторов и к потребителю.
Для получения технического кислорода установлена колонна 15,
кислород из которой поступает также в змеевики регенераторов и к по-
требителю. Чистый азот из верхней ректификационной колонны 13 по-
ступает также в змеевики регенераторов и далее к потребителю. В уста-
новке предусмотрено получение чистого азота под давлением в колонне 12,
который также поступает в змеевики регенераторов и к потребителю.
ВОЗДУХОРАЗДЕЛИТЕЛЬНЫЕ УСТАНОВКИ ФИРМЫ «ЛИНДЕ» (ФРГ)
Установка для получения чистого азота
и технологического кислорода
Установка фирмы «Линде», предназначенная для получения чистого
азота в количестве 12 400 м3/ч и технологического кислорода в количестве
8950 м3/ч, во многом похожа на установку БР-6М. Технологическая схема
установки приведена на листе 113. Охлажденный в воздушно-водяном
скруббере воздух поступает в азотные 5 и кислородные 6 регенераторы,
заполненные каменной насадкой. После регенераторов воздух через адсор-
бер ацетилена 8 входит в нижнюю колонну 14. Из середины регенерато-
ров отводится часть воздуха, который очищается в адсорберах 7 от СО2
и С2Н2 и, смешиваясь с воздухом из нижней колонны, поступает на рас-
ширение в турбодетандер 9 и далее в верхнюю колонну 12. Полученный
чистый азот нагревается в змеевиках азотных регенераторов и поступает
к потребителю. Грязный азот из колонны 12 нагревается в насадке реге-
нераторов и выводится в атмосферу. Технологический кислород прохо-
дит через насадку кислородных регенераторов и подается к потребителю.
80
При наличии дополнительной холодопроизводительности из установки
выводится небольшое количество жидкого кислорода.
Последние 5—7 лет фирма «Линде» выпускает более совершенные и
высокопроизводительные установки для производства технического кисло-
рода и сухого и чистого азота с применением пластинчато-ребристых
теплообменников.
Установка для получения чистого азота
и части жидкого кислорода или азота
Установка предназначена для получения кислорода в количестве
26 000 м3/ч и чистого азота в количестве 30 000 м3/ч, причем продукцион-
ный кислород или азот частично отводятся в жидком виде. Схема установки
Рис. 50. Принципиальная схема установки фирмы «Линде» (ФРГ) для получе-
ния чистого азота и части жидкого кислорода или азота:
1 — компрессор; 2, 3 — теплообменники; 4 — нижняя колонна; 5 — азотный цирку-
ляционный компрессор; 6,8 — теплообменники; 7 — турбодетандер; 9 — колонна верх-
няя; 10, 11 — адсорберы.
представлена на рис. 50. В установке холод получается в результате рас-
ширения в турбодетандере 7 сжатого в компрессоре 5 до 4 МПа азота цир-
куляционного цикла. Сжатый до 0,62 МПа в турбокомпрессоре 1 воздух
после охлаждения'подвергается разделению в колоннах 4 и 9. Из средней
части колонны 9 отбирается грязный азот, который после подогрева в теп-
лообменнике 3 и 2 выводится в атмосферу. Одновременно чистый азот
сверху из колонны 9 отводится в теплообменники 3 и 2, подогревается
в них и выдается потребителю.
Установка для получения технического кислорода
и чистого азота
Схема установки, производящей чистый кислород в количестве
37 000 м3/ч и чистый азот в количестве 30 000 м3/ч, представлена на
рис. 51. Воздух сжимается до давления 0,75 МПа в компрессоре 1, охлаж-
дается в пластинчато-ребристых теплообменниках 2 и 3 до состояния на-
сыщения и очищается в адсорберах 7 от примесей ацетилена и других
углеводородов. В колоннах 4 и 5 происходит разделение воздуха на чистый
азот под давлением 0,7 МПа, который выходит из нижней колонны, и тех
нический кислород (99,5%) под давлением 0,2 МПа, выходящий из верх-
ней колонны. Потери холода компенсируются за счет грязного азота
6 И. П. Усюкин	81
выходящего из колонны 5, который после подогрева в теплообменнике 3
расширяется в турбодетандере 6. После расширения азот подогревается
в теплообменниках 2 и 3 и выводится в атмосферу.
Рис. 51. Принципиальная схема установки фирмы «Линде» (ФРГ) для полу-
чения технического кислорода и чистого азота:
/ — компрессор; 2—3 — пластинчато-ребристые теплообменники; 4— колонна ниж-
няя; 5 — колонна верхняя; 6 — турбодетандер; 7 — адсорбер.
Установка для получения чистого азота
в больших количествах и технического кислорода
Установка предназначена для производства сухого чистого азота
в количестве 70 000 м3/ч и 26 000 м3/ч сухого чистого кислорода концентра-
цией 99,5%. Схема установки приведена на рис. 52. В установке сжатый
Рис. 52. Принципиальная схема установки фирмы «Линде» (ФРГ) для получе-
ния чистого азота в больших количествах и технического кислорода:
1 — турбокомпрессор; 2 — теплообменник; 3 — отделитель жидкости; 4 — адсорбер;
5,	7 — теплообменники; 6 — адсорбер; 8 — турбодетандер; 9 — нижняя колонна;
ь 10 — верхняя колонна.
в турбокомпрессоре 1 до 0,75 МПа воздух охлаждается до 5° С в тепло-
обменнике 2; из него удаляется вода в отделителе 3. Далее воздух осу-
шается в адсорбере 4 и охлаждается в теплообменнике 5 до 150 К, очи-
щается от СО2 и ацетилена в адсорбере 6, охлаждается в теплообменнике 7
и расширяется в турбодетандере 8, после чего поступает на разделение
в колонны 9 и 10.
82
Установка для получения чистого кислорода
под давлением
Воздухоразделительная установка позволяет получать сухой чистый
кислород в количестве 37 000 м3/ч под давлением 10 МПа и сухой чистый
азот в количестве 63 000 м3/ч. Схема установки изображена на рис. 53.
Атмосферный воздух сжимается в турбокомпрессоре 1 до 0,62 МПа, охлаж-
дается в пластинчато-ребристых теплообменниках 2 и 3 и далее поступает
на разделение в колонны 4 и 5. Грязный азот выходит сверху из колонны 5,
подогревается в теплообменниках 2 и 3 и выводится в атмосферу. Одна
Рис. 53. Принципиальная схема установки фирмы «Линде» (ФРГ) для получения кисло-
рода под давлением:
1 — компрессор; 2—3 — пластинчато-ребристые теплообменники; 4 — нижняя колонна; 5 — sepx-
няя колонна; 6 — турбодетаидер; 7, 8, 10 — теплообменники; 9— циркуляционный азотный ком-
прессор; 11 — насос для жидкого кислорода; 12 — адсорбер.
часть чистого газообразного азота из колонны 4 под давлением 0,6 МПа
нагревается в секции теплообменника 3 и соединяется с другой частью,
нагретой в теплообменнике 7, затем расширяется в турбодетандере(6
и вновь поступает в теплообменники 3 и 2, откуда после подогрева выхо-
дит к потребителю как конечный продукт. Третья часть азота под давле-
нием нагревается в теплообменнике 2, сжимается в компрессоре 9, охлаж-
дается в теплообменниках 8 и 10, дополнительно охлаждается в тепло-
обменнике 7 и возвращается в нижнюю колонну 4. Продукционный кисло-
род отбирается в жидком виде из колонны 5, нагнетается насосом под
давлением 10 МПа в теплообменник 10 и испаряется в результате сжиже-
ния азота под давлением. Как видно, установка работает с азотным цир-
куляционным циклом, где исключается сжатие газообразного кислорода
до 10 МПа и вместо взрывоопасного кислородного компрессора преду-
смотрены безопасный азотный компрессор 9 и кислородный насос 11.
УСТАНОВКИ ФИРМЫ «ЛЭР ЛИКИД» (Франция)
Отличительная особенность установок большой производительности
фирм «Лэр Ликид» (Франция), «Линде» (ФРГ) и др. — использование
пластинчато-ребристых теплообменников вместо’регенераторов. Преиму-
щества схем с пластинчато-ребристыми теплообменниками следующие:
площадь поверхности теплообмена в единице объема пластинчато-
ребристых теплообменников достигает величины порядка^ 2500 м2/м3,
в то время как в регенераторах с насадкой из алюминиевой ленты только
1600 ма/м3, а в регенераторах с каменной насадкой и змеевиками всего
лишь 150 м2/м3;
6*	83
период переключения увеличивается с 3 до 30 мин, вследствие чего
потери воздуха сокращаются с 8 до 2%;
количество потоков, участвующих в теплообмене, может быть дове-
дено до 5—6;
сопротивление прямому и обратному потоку газа уменьшается, а также
отсутствует явление гистерезиса, свойственное регенераторам с насадкой,
вследствие чего создаются лучшие условия для самоочистки поверхности
теплообмена от твердых СО2 и льда воды.
Установка низкого давления для получения
чистого кислорода и обогащенного кислородом воздуха
Установка позволяет получать кислород чистотой 99,5% О2 в коли-
честве 3000 м®/ч и обогащенный кислородом воздух в количестве 9000 м3/ч,
содержащий 60—70% О2. Технологическая схема установки изображена
на листе 114. Основное количество воздуха (97%) сжимается в турбоком-
прессоре 1 до давления 0,2—0,25 МПа. Около 22% этого воздуха посту-
пает на охлаждение в регенераторы 3 и после теплообменника-ожижи-
теля 19 дросселируется в колонну низкого давления 11. Остальная часть
воздуха дожимается в турбокомпрессоре 2 до давления 0,6 МПа. Около
50% этого воздуха поступает на охлаждение в регенераторы 4, а осталь-
ная часть — в каналы переключающегося пластинчато-ребристого теп-
лообменника 6. После охлаждения эти потоки смешиваются и поступают
на предварительное разделение в нижнюю колонну 9. Около 3% воздуха
сжимается в поршневом компрессоре 13 до давления 1,5 МПа, подвер-
гается осушке и очистке от двуокиси углерода в цеолитовом блоке 14,
охлаждается в теплообменниках 7 и 8 и поступает на разделение в ко-
лонну 9. Азот, отбираемый из конденсатора 10, расширяется в турбодетан-
дере. Жидкий, обогащенный кислородом воздух, содержащий примерно
70% кислорода, отбирается из средней части колонны низкого давления
и после переохладителей 16 и 17 выдается потребителю. Чистый кислород
отбирается из нижней части колонны 11, испаряется в конденсаторе 10,
нагревается в теплообменнике 6 и выдается потребителю. Воздух, обога-
щенный кислородом до 70%; отбирается из нижней части колонны 9,
проходит адсорбер 20, теплообменник-ожижитель 19 и переохладитель
жидкого азота 16, пластинчато-ребристый теплообменник 6 и выходит как
конечный продукт.
Установка большой производительности для получения
технического кислорода и чистого азота
Технологическая схема установки с пластинчато-ребристыми тепло-
обменниками представлена на листе 115. Установка позволяет получать
газообразный кислород концентрацией 99,5% в количестве 23 840—
29 800 м8/ч, чистый азот в количестве 23 000—27 000 м8/ч концентрацией
99,9%, а также жидкий кислород в количестве 500 м8/ч; чистый аргон
отводится в жидком состоянии.
Атмосферный воздух после фильтра 1 сжимается в турбокомпрес-
соре 2, охлаждается в концевом холодильнике 3 и далее, в зависимости
от количества отводимого сухого чистого азота, частично подвергается
осушке в аппарате 4 и очистке в фильтре 5. Соединяясь с основным пото-
ком, воздух поступает на батарею из шести элементов теплой ветви пла-
стинчато-ребристого теплообменника 7, который охлаждается техниче-
ским кислородом, чистым и грязным азотом. После теплой ветви охлаж-
денный воздух поступает на батарею из шести элементов холодной ветви
теплообменника 8, который охлаждается грязным и чистым азотом, техни-
ческим кислородом и обратным потоком петлевого воздуха, Поступающего
84
после подогрева на расширение в турбодетандер 9. Подогретый в холод-
ных теплообменниках до 140 К воздух обратного потока расширяется
в турбодетандере 9 и подается в верхнюю колонну 15. Азот из межтруб-
ного пространства основного конденсатора-испарителя 35 поступает
в межтрубное пространство выносного конденсатор а-испарителя 20,
в трубы этого же конденсатора насосом жидкого кислорода 10 через
фильтры-адсорберы 12 перекачивается жидкий кислород. Испарившийся
жидкий кислород, поступающий из выносного конденсатора-испарителя,
проходит нижнюю и верхнюю батареи теплообменников 7 и 8 и либо
направляется в кислородный турбокомпрессор 2а, где сжимается до дав-
ления 4 МПа, либо подается потребителю несжатым.
Жидкий продукционный кислород после насосов 10, фильтров-адсор-
беров 12, переохладителя 13 направляется в танк жидкого кислорода 32.
Грязный азот из верхней колонны 15 проходит переохладители 13, где
переохлаждает чистые жидкие азот и кислород, кубовую жидкость, после
чего направляется в батареи холодных и теплых частей теплообменников
7 и 3 и выводится в атмосферу. Чистый азот выходит из верхней части
межтрубного пространства конденсатора и далее через теплообменники
поступает к потребителю. Установка снабжена колонной чистого жидкого
азота 16, в которую загрязненный азот поступает из межтрубного про-
странства основного конденсатора-испарителя 35. Верхняя часть этой
колонны имеет испаритель жидкого кислорода, в межтрубном простран-
стве которого кипит кислород, а в трубах конденсируется азот. Часть
жидкого азота орошает тарелки колонны, а другая часть из карманов кон-
денсатора в жидком виде переохлаждается газообразным азотом в пере-
охладителе 13 и выходит в танк жидкого азота 33.
В установке предусмотрена возможность получения чистого жидкого
аргона. Схема получения сырого аргона описана выше. Полученный сы-
рой аргон подогревается в теплообменнике аргона 21, сжимается в ком-
прессоре ар гона 23, охлаждается в холодильнике 24 и, смешиваясь с кисло-
дородом, вступает в аппарат очистки аргона от кислорода первой ступени.
Сырой аргон, частично освобожденный от кислорода, проходит холодиль-
ник 26 и отделитель жидкости 27, направляется на вторую ступень очистки
аргона от следов кислорода. Очищенный от кислорода аргон проходит
осушку 31, охлаждается в теплообменнике 21 и подвергается очистке от
азота в колонне 18. Жидкий чистый аргон, свободный от кислорода и азота,
из емкости 22 направляется в танк жидкого аргона 34.
Как видно, рассмотренная установка обладает рядом неоспоримых
преимуществ,, среди которых: наличие пластинчато-ребристых тепло-
обменников; сравнительно небольшой расход энергии в сравнении с дру-
гими установками; возможность одновременно получать в значительных
количествах чистый жидкий аргон, жидкий кислород и азот. Подобные
установки применяют для дальнего снабжения кислородом по кислородо-
проводам с центральных кислородных станций. Техническая характери-
стика установки при работе ее в трех режимах приведена ниже:
Расход воздуха, м3/ч		157 000	157 400	125 600
Давление сжатия, МПа	 Производительность, м3/ч:	0,62	0,62	—
по газообразному кислороду	29 800	28 300	23 840
по жидкому кислороду . . .	—	500	—
по сухому газообразному азоту	27 000	27 000	23 000
УСТАНОВКИ ФИРМЫ «МЕССЕР ГРИСХЕЙМ»			(ФРГ)
Установка для получения технического кислорода
и чистого азота
Технологическая схема установки производительностью по кислороду
концентрацией 99,5% до 60 000 м8/ч и сухому чистому азоту 72 ООО м8/ч
представлена на листе 116.
85
Воздух, сжатый в турбокомпрессоре 10 до давления 0,64 МПа и пред-
варительно охлажденный в азотно-водяных холодильниках (не указан
на схеме), охлаждается далее до состояния насыщения в пластинчато-
ребристых теплообменниках 1 продуктами разделения. При охлаждении
воздуха вымораживаются вода и двуокись углерода, которые после
переключения каналов с прямого потока на обратный (с воздуха на гряз-
ный азот) будут удаляться из теплообменника в результате сублимации.
Потоки чистых азота и кислорода не переключаются, а проходят постоянно
по одним и тем же каналам. Далее воздух очищается от оставшихся при-
месей углеводородов в адсорбере 9 и разделяется в ректификационных
колоннах нижней 6 и верхней 3 на азот чистый, азот загрязненный и тех-
нический кислород. С целью очистки жидкого кислорода от углеводородов
и ацетилена предусмотрен адсорбер 8, через который насос жидкого кис-
лорода 7 перекачивает жидкий кислород из колонны 3 в адсорбер 8
снова в колонну 3. Чтобы получать азот высокой чистоты, из средней
части колонны 3 отбирается грязный азот, из верхней части — чистый
азот, а из нижней — технический кислород, которые подогреваются
в теплообменниках 1. Грязный азот используется в азотно-водяных хо-
лодильниках, а чистые азот и кислород выдаются потребителю. Потери
холода в установке компенсируются частью холодного воздуха, которая
после адсорбера 9 подогревается в пятой секции теплообменника 1, рас-
ширяющегося в турбодетандере 2, и подается на разделение в колонну 3.
Установка для получения технического кислорода
Установка производит технический кислород в количестве 60 000 м3/ч.
Схема установки приведена на рис. 54. Воздух сжимается до 0,64 МПа,
Рис. 54. Принципиальная
схема установки фирмы «Мес-
сер Грисхейм» (ФРГ) для
получения технического ки-
слорода:
/ — турбокомпрессор; 2 — теп-
лообменники; 3 — адсорбер;
4 — турбодетандер; 5 — адсор-
бер; 6 — насос для жидкого
кислорода; 7 — колонна ниж-
няя; 8 — колонна верхняя; 9 —
конденсатор; 10 — переохлади-
тели.
как и в предыдущей схеме. В результате разделения получается чистый
кислород, который после теплообменника 2 выдается потребителю, а азот
чистотой около 98% выводится в атмосферу.
Установка для получения чистого азота
и технического кислорода
Схема установки изображена на рис. 55.
Установка предназначена для получения технического кислорода
(99,5% О2) в количестве 60 000 м3/ч и сухого чистого азота в количестве
165 000 м3/ч. Сжатый до 0,66 МПа воздух перед поступлением в уста-
новку подвергается очистке и осушке в адсорберах 2 и далее охлаждается
•86
в теплой части теплообменника 3, после которого часть воздуха отби-
рается на турбодетандер 4. В остальном установка повторяет одну из вы-
шеописанных (см. лист 115).
Рис. 55. Принципиальная схема уста-
новки фирмы «Мессер Грисхейм» (ФРГ)
для получения больших количеств
сухих и чистых азота и кислорода:
/ _ турбокомпрессор; 2 — адсорбер; 3 —
теплообменники; 4 — турбодетандер; 5 —
адсорбер; 6 — насос для жидкого кисло-
рода; 7 — нижняя колонна; 8—верхняя
колонна; 9 — конденсатор; 10 — переох-
ладители.
Загрязнен-11^1
ныа азот ______
Чистый „ ------
кислород ------
Чистый азот
УСТАНОВКА ФИРМЫ «КОБЕ СТИЛ» (ЯПОНИЯ)
Установка фирмы «Кобе Стил» технологического и технического
кислорода с одновременным получением чистого азота (концентрация
кислорода от 97 до 99,6% и азота 99,9%) имеет производительность от
2000 до 80 000 м3/ч. В качестве теплообменных аппаратов в установке
также используются переключающиеся пластинчато-ребристые тепло-
обменники.
Технологическая схема установки представлена на листе 117.
Воздух, сжатый до давления 0,57—0,61 МПа в турбокомпрессоре 2,
осушается во влагоотделителе 3 и охлаждается в попеременно работаю-
щих пластинчато-ребристых теплообменниках 4, высокотемпературная
часть которых состоит из трех секций: воздушной, азотной и кислородной.
Верхняя, низкотемпературная, часть теплообменника 4 состоит из четы-
рех секций: воздушной, азотной, кислородной и секции детандерного воз-
духа. Охлажденный воздух поступает в ректификационную колонну 10.
Часть воздуха из нижней колонны проходит отделитель жидкости 7,
охлаждается в подогревателе кислорода 5 и азота 6, идущих в теплообмен-
ники 4, и снова подается в нижнюю колонну. Другая часть воздуха из
отделителя 7 направляется в детандерную секцию теплообменника, по-
догревается воздухом и направляется в детандерные фильтры 8. После
фильтров воздух расширяется в турбодетандере 9 и поступает на разделе-
ние в верхнюю колонну 10.
Из верхней части колонны отбирается продукционный азот высокой
чистоты, который проходит переохладитель 15, теплообменники 4 и далее
выдается для использования. Отбросный азот из верха колонны поступает
последовательно в переохладитель жидкого воздуха 14, подогреватель
азота 6 и теплообменник 4 и далее выводится в атмосферу. Продукцион-
ный кислород из низа верхней части колонны отбирается в выносной кон-
денсатор-испаритель 11 и через отделитель ацетилена 12 и подогреватель
кислорода 5 подается в теплообменники 4 и далее потребителю.
УСТАНОВКИ ФИРМЫ «ЛИНДЕ» (США)
Установка для получения чистых сухих кислорода
и азота
Установка производит кислород концентрацией 99% в количестве
51 000 м3/ч и азот в количестве 61 000 м3/ч. Принципиальная схема уста-
новки изображена на рис. 56. Сжатый воздух проходит теплообменник 1,
где охлаждается до температуры; близкой к 273 К продуктами разделения,
далее влагоотделитель 2 и направляется в блок 4 осушки от водяного пара.
87
Затем воздух охлаждается в верхней части пластинчато-ребристого тепло-
обменника 3 до температуры, близкой к 125 К, и очищается в адсорбере 5
от СО2 и С2Н2. Часть очищенного воздуха проходит турбодетандер 9,
Рис. 56. Принципиальная схема установки фирмы «Линде» (США) для полу-
чения чистых сухих кислорода и азота:
1 — теплообменник, 2 — влагоотделитель жидкости; 3 — пластинчато-ребристые
теплообменники; 4 — блок осушки; 5 — адсорбер; 6 — нижняя колонна; 7 — кон-
денсатор; 8 — верхняя колонна; 9 — турбодетандер; /0, 11 — переохладителя.
а другая часть охлаждается в нижней части теплообменника 3 и направ-
ляется на разделение в колонну 6. В остальном схема установки поясне-
ний не требует.
Установка для получения больших количеств
чистых сухих кислорода и азота
Установка предназначена для получения больших количеств кисло-
рода (до 80 000 м8/ч) и максимального количества сухого чистого азота
в количестве до 60% от перерабатываемого воздуха. Схема установки
представлена на рис. 57.
Особенность установки — очистка поверхности пластинчато-ребри-
стых теплообменников с помощью азота под вакуумом.
Сжатый воздух после компрессора и водяных холодильников посту-
пает для охлаждения в пластинчато-ребристые теплообменники 1. Часть
воздуха при температуре от 125 до 130 К очищается от СО2 и С2Н2 в адсор-
бере 2, расширяется в турбодетандере 9 и направляется в колонну 4.
Другая часть воздуха доохлаждается в нижней части теплообменников 1
и очищается в адсорбере 10 от ацетилена: доля этого потока поступает на
дополнительное охлаждение и частичное ожижение в ожижитель воздуха 8
и, соединяясь с основной частью, поступает на разделение в колонну 3.
Процессы разделения и подогрева чистых азота и кислорода описаны выше.
В отличие от других схем грязный азот подогревается в ожижителе воз-
духа 8, дросселируется перед теплообменником 1 и после переключения
воздуха под вакуумом проходит секцию, заполненную кристаллами С02
88
и воды. При этом объем обратного потока газа увеличивается, что обеспе-
чивает очистку поверхности от осевших примесей при небольшом весовом
количестве газа.
Реализация рассмотренной схемы дает возможность получать боль-
шое (до 250 000 м3/ч) количество чистого сухого азота, который может
потребоваться в исключительных обстоятельствах. Производство такого
количества сухого чистого азота связано с дополнительным расходом энер-
Рис. 57. Принципиальная
схема установки фирмы
«Линде» (США) для получе-
ния чистых сухих кислорода
и азота:
/ — пластинчато-ребристые теп-
лообменники; 2 — адсорбер;
3 — нижняя колонна; 4 — верх-
няя колонна; 5 — конденсатор;
6, 7—переохладители; 8—ожи-
житель воздуха; 9 — турбоде-
тандер; 10 — адсорбер.
гии на создание вакуума. При уменьшении количества отводимых сухих
чистых продуктов вакуум-насос отключают и система работает в соответ-
ствии с вышеописанными схемами.
УСТАНОВКИ НИЗКОГО ДАВЛЕНИЯ ВОЗДУХА
В этих установках расход энергии сокращен в результате снижения
давления воздуха.
Давление сжатия воздуха в компрессоре, как известно, определяется:
величиной потерь напора в коммуникации системы; условиями конден-
сации азота и кипения кислорода (разность концентраций азота в азоте
и азота в кислороде приближается к 100%); разностью температур между
конденсирующимся азотом и кипящим кислородом.
В результате снижения разности концентраций между кипящим и
конденсирующимся потоками необходимое давление сжатия воздуха
уменьшается.
Установка для получения технического кислорода
Принципиальная схема установки изображена на рис. 58.
Турбокомпрессор 1 сжимает воздух до давления 0,4 МПа, который
далее охлаждается в регенераторах 2 и 3 до состояния насыщения, осво-
бождается при этом от влаги и углекислоты. Незабиваемость регенера-
торов обеспечивается отбором из них около 5% перерабатываемого воз-
духа. Этот воздух содержит значительное количество углекислоты, кото-
рая удаляется в центробежном сепараторе 4 в результате понижения тем-
пературы, для чего этот воздух смешивают с 20% воздуха, прошедшего
89
через регенераторы. Очищенный от СО2 воздух охлаждается в детандер-
ном теплообменнике 5 и смешивается с основным потоком воздуха. Весь
воздух поступает в нижнюю часть промывной колонны 7, предназначен-
ной для удаления из воздуха следов углекислоты. Воздух, сконденсиро-
вавшийся на змеевиках, по которым проходит азот и кислород, направ-
ляется в отделитель И. Газообразный воздух из колонны 7 поступает
в конденсатор 9, где частично конденсируется. Воздух дополнительно кон-
денсируется в конденсаторе 10, после чего поступает в отделитель И.
Газ из отделителя после подогрева в детандерном теплообменнике расши-
ряется в турбодетандере 6 до давления 0,22 МПа и поступает в отдели-
Рис. 58. Принципиальная схема установки для получения технического кислорода:
/ _ турбокомпрессор; 2 — азотные регенераторы; 3 — кислородные регенераторы; 4 —- центробеж-
ный сепаратор (циклон); 5 — теплообменник детандерный; 6 — турбодетандер; 7 — промывная
колонна; 8 — колонна низкого давления; 9 — основной конденсатор; 10 — продукционный конден-
сатор; 11 — отделитель жидкости; 12, 13 — переохладители; 14 — конденсатор-испаритель; 15 —
отделитель жидкости; 16 — конденсатор; 17 — отделитель жидкости; 18 — колонна высокого давле-
ния; 19 — конденсатор азота; 20 — отделитель жидкости.
тель 17. В результате взаимодействия этого газа и жидкости, находящейся
в отделителе 17, жидкость обогащается кислородом, а пар, выходящий из
отделителя — азотом. В конденсаторе 19 кипит жидкость, обогащенная
кислородом. Это одно из преимуществ установки. Азотная флегма,
получаемая в конденсаторе 19, после переохладителя 12 поступает на
орошение колонны низкого давления 8. С помощью отделителей 15 и 20
в колонну низкого давления вводятся потоки пара и жидкости, что
позволяет приблизить процесс разделения в колонне низкого давления
8 к идеальному процессу за счет изменения флегмового отношения по
высоте колонны. Это—второе важное преимущество данной установки.
Холодопотери в установке компенсируются в результате расширения
необходимого количества газа в турбодетандере 8.
Установка для получения обогащенного кислородом воздуха
Фирма «Линде» (ФРГ) изготовила ряд установок, работающих на
пониженном давлении с получением кислорода концентрацией 60—80%.
Относительная эффективность этих установок определяется пониженным
начальным рабочим давлением воздуха. Организация дополнительного
9б
холодильного цикла осуществляется за счет азота, отбираемого под дав-
лением 0,27 МПа и сжатого до 1,5 МПа. Универсальность схемы заклю-
чается в возможности изготовления установок трех модификаций для по-
лучения обогащенного кислородом воздуха с различной концентрацией
кислорода: 80; 90 и 98%. В первом случае воздух сжимается до давле-
ния 0,36 МПа, во втором — до 0,4 МПа и в третьем — до 0,45 МПа.
Схема одной из модификаций установок для производства обогащен-
ного кислородом воздуха представлена на рис. 59. Принципиально пред-
ставленная схема не отличается от схемы установки БР-1. Она позволяет
получать кислород концентрацией 60% в количестве 70 000 м8/ч и азот
с давлением 0,32 МПа, концентрацией 99,9% в количестве 30 000 м* 1 * 3 * * * * В/ч.
Кислород
80%
Азот
99,9%
--1 1 г ~ 1 -
J- jhbkbEr
а
„7
>6

ч

8
Рис. 59. Принципиальная схема установки фирмы «Линде» (ФРГ) для получения обога-
щенного кислородом воздуха:
1 — фильтр для воздуха; 2 — компрессор воздушный; 3 — регенератор кислородный; 4 — реге-
нератор азотный; 5 — колонна нижйяя; 6 — конденсатор; 7 — колонна верхняя; 8 — адсорбер;
9 — конденсатор; 10 — турбодетандер; 11 — насос для жидкого кислорода; 12 — адсорбер.
В рабочем режиме воздух сжимается до давления 0,38 МПа. Потери холода
в установке компенсируются за счет расширения части воздуха в турбо-
детандере. Расход энергии на производство 1 м8 60%-ного кислорода со-
ставляет 0,29 кЦт-ч. Установка позволяет получать кислород и более
высокой концентрации. При этом соответственно увеличивается рабочее
давление воздуха и затраты энергии.
Установка для получения чистых кислорода и азота
Принципиальная схема установки фирмы «Бритиш-Оксиджен»,
(Англия) низкого давления с получением чистых кислорода и азота изо-
бражена на рис. 60. Воздух сжимается до давления 0,45 МПа в турбоком-
прессоре 1 и поступает в кислородные и азотные регенераторы 3 и 4. Из
середины регенераторов отбирается часть воздуха, который проходит
очистку от СО2 иАС2Н2 в адсорберах (в схеме не указаны), затем охлаж-
дается в детандерном теплообменнике 9 и направляется вместе с другой
частью воздуха в конденсатор воздуха и конденсатор-испаритель 5.
В испарителе-конденсаторе происходит частичная конденсация воздуха.
В результате образуются обогащенная кислородом жидкость и газообраз-
ный азот. Жидкая фракция из испарителя-конденсатора 5 проходит пе-
реохладитель 12, где переохлаждается азотом и орошает азотную секцию
колонны 6. Газообразный азот из конденсатора-испарителя 5 делится на
91
две части; одна поступает для подогрева в теплообменник 9 и затем на рас-
ширительную турбину 10\ другая часть направляется в конденсатор 7,
где' превращается в жидкость, орошающую азотную секцию колонны 6.
Рис. 60. Принципиальная
схема установки фирмы «Бри-
тиш-Оксиджен» (Англия) для
получения чистых кислорода
и азота:
/ — турбокомпрессор; 2— водя-
ной холодильник; 3, 4 — реге-
нераторы; 5 — конденсатор-
испаритель; 6 — азотная секция
колонны; 7—конденсатор; 8—
кислородная секция колонны;
9 — детандерный теплообмен -
ник; 10 — детандер; 11, 12 —
переохладители.
Жидкий кислород испаряется в конденсаторе-испарителе 5 и выводится
как конечный продукт из регенератора <3. Таким образом, при сжатии
воздуха до давления 0,45 МПа получают кислород концентрацией 98—
99%.
Установка для получения чистого кислорода
и сравнительно чистого азота
Принципиальная схема установки низкого давления воздуха фирмы
«Эйр Продакте» (США) представлена на рис. 61.
Сжатый до 0,45 МПа воздух охлаждается продуктами разделения
в теплообменнике 1 и поступает на разделение в нижнюю колонну 2.
После очистки от остатков СО2 и других примесей в колонне часть воздуха
Рис. 61. Принципиальная
схема установки низкого
давления (р = 0,43 МПа)
фирмы «Эйр Продакте»
(США):
1 — основной теплообменник;
2 — нижняя колонна; 3 — де-
тандерный теплообменник;
4 — турбодетандер; 5 — кон-
денсатор воздуха; 6—переохла-
дитель; 7 — верхняя колонна;
8 — конденсатор азота.
направляется в конденсатор 5, где превращается в жидкость, и после
переохладителя 6 поступает на орошение верхней колонны 7. В конден-
саторе 5 испаряется жидкий кислород, поступающий из колонны 7, кото-
рый частично через теплообменник 1 выходит как конечный продукт,
а частично возвращается в колонну 7. Образующаяся в колонне 2 кубо-
вая жидкость поступает в переохладитель 6 и далее направляется на оро-
92
шение колонны 7. Газообразный азот из колонны 2 конденсируется в кон-
десаторе азота 8 за счет испарения обогащенного кислородом воздуха,
отбирается из средней зоны верхней колонны 7. Испарившийся обогащен-
ный воздух возвращается в колонну 7. Жидкий азот из конденсатора 8
отводится на орошение верхней колонны 7 и частично на орошение
колонны 2. Газообразный азот из колонны 7 проходит переохладитель 6,
теплообменник 1 и отводится в атмосферу. Таким образом, представ-
ляется возможным при сжатии воздуха до давления 0,43 МПа получить
чистый кислород и сравнительно чистый азот.
Установки для получения технологического кислорода
(МИХМ)
Принципиальная схема установки изображена на рис. 62, а.
Воздух в турбокомпрессоре 1 сжимается до двух давлений (55% до
давления 0,31 МПа и 45% до давления 0,41 МПа) и поступает в реверсив-
ные теплообменники 2, 3, 4, где охлаждается до состояния насыщения и
освобождается от влаги и углекислоты. Воздух под давлением 0,28 МПа
поступает в колонну 5, где подвергается предварительному разделению
на азот и кубовую жидкость. Азотная флегма для орошения колонн 5
и 9 образуется в конденсаторе 6. Из верхней части колонны окончатель-
ного разделения отбирается газообразный азот, который, пройдя перео-
хладители 10, 11, 12, выводится через реверсивные теплообменники 2, 3.
Жидкий кислород, отбираемый из куба колонны окончательного разде-
ления 9, испаряется в основном конденсаторе 7, после чего пары отводятся
обратно в колонну окончательного разделения. Продукционный кислород
испаряется в конденсаторе 8 при давлении 0,12 МПа и выводится через
реверсивный теплообменник. К основному конденсатору 7 и продукцион-
ному 8 тепло подводится за счет конденсации воздуха.
В результате последовательной конденсации можно получить в кон-
денсаторе воздуха 7 жидкость с концентрацией 66% N2, а в продукцион-
ном конденсаторе 8 — жидкость с концентрацией 79% N2 и грязный
азот с концентрацией 92% N2. Поток кубовой жидкости из колонны пред-
варительного разделения 5 и жидкий воздух из основного конденсатора 7
после переохладителей 11 и 12 испаряются в азотном конденсаторе 6
и после этого поступают в колонну окончательного разделения 9. Жидкий
воздух из продукционного конденсатора 8 после переохладителя 11 по-
дается на орошение колонны окончательного разделения 9.
Грязный азот из продукционного конденсатора 8 подогревается в ре-
версивных теплообменниках, после чего примерно половина его расши-
ряется в турбодётандере 14, проходит теплообменник 13 и присоединяется
к отбросному азоту. Другая часть, охладившись в теплообменнике 13
обратным потоком, расширяется в турбодетандере 15 и присоединяется
к потоку азота после колонны окончательного разделения.
Представленная на рис. 62, б схема отличается от схемы на рис. 62, а
тем, что вместо колонны предварительного разделения установлен противо-
точный испаритель-дефлегматор 10, что позволяет снизить потери от
необратимости в узле ректификации. Абсолютное давление воздуха, по-
ступающего в испаритель-дефлегматор, равно 0,25 МПа.
Другой вариант снижения потерь от необратимости в узле ректифи-
кации приведен на рис. 62, в. Весь воздух сжимается турбокомпрессо-
ром 1 до абсолютного давления 0,44 МПа, а затем охлаждается в реверсив-
ных теплообменниках 2, 3 до состояния насыщения.
Предварительно основная часть воздуха разделяется последовательно
в первой 5 и второй 6 ступенях дефлегматора при абсолютном давлении
соответственно 0,41 и 0,255 МПа. Первая ступень дефлегматора одновре-
менно служит испарителем кубовой жидкости колонны окончательного
разделения 12. Во второй ступени 6 дефлегматора испаряется жидкость,
93
полученная в первой ступени 5. Газообразный азот из второй ступени
дефлегматора (99% o6.N2) поступает в конденсатор 11. Тепло конденсации
азота отводится кипящей жидкостью, полученной во второй ступени
дефлегматора. Продукционный кислород испаряется в испарителе-кон-
денсаторе 13 при абсолютном давлении 0,12 МПа за счет конденсации
оставшейся части воздуха. Газообразный азот из колонны 12 через пере-
охладители 7—10 проходит в реверсивные теплообменники.
Грязный азот из дефлегматора первой ступени расширяется в турбо-
детандере 4 до абсолютного давления 0,255 МПа.
Рис. 62. Схемы установок низкого давления
а — с колонной предварительного разделения: 1 — турбокомпрессор; 2 — теплообменник теплой
варительного разделения; 6 — конденсатор азотный; 7 — конденсатор основной; 8— конденсатор
детандерный теплообменник; 14, 15 — турбодетандеры; б — с час
/ — турбокомпрессор; 2, 3, 4 — реверсивные теплообменники; 5 — азотный турбокомпрессор;
11 12, 13 — переохладители; 14 — азотный конденсатор; 15 — колонна окончательного
/ — турбокомпрессор; 2, 3 — реверсивные теплообменники; 4 — турбодетандер; 5 — первая сту
сатор; 12 — колонна окончательного раз
94
* * *
Характеристика установок технологического и технического кисло-
рода с одновременным получением чистого азота (в некоторых случаях
с одновременным получением сырого и чистого аргона в газообразном и
жидком состоянии) представлена в табл. 19. В ряде крупных установок
предусмотрена возможность извлечения криптоно-ксеноновой смеси.
В СССР одной из первых установок для производства технологи-
ческого кислорода была установка КТ-3600. В ней аналогично подобным
установкам были применены регенераторы для охлаждения, очистки и
осушки воздуха. В конце 30-х и начале 40-х годов установка КТ-3600
была единственной, снабжавшей достаточно большим количеством тех-
нологического кислорода вначале химию, а затем и металлургию, при
этом расход энергии и стоимость кислорода были наименьшими.
Затем на основе установок КТ-3600, производящих только техноло-
гический кислород концентрацией 95—96%, были созданы установки
технического кислорода концентрацией 99—99,3% в связи с большой
потребностью в таком кислороде при конверторной выплавке стали.
В послевоенный период возрос спрос на такие редкие инертные газы, как
аргон, криптон и ксенон (электросварка, электроламповая и другие
отрасли промышленности). Удовлетворение этого спроса было осуще-
ствлено путем приспособления установки КТ-3600 для комплексного
разделения воздуха и создания таким образом установок КТ-3600Ар,
БР-4А.
В эти же годы у нас в стране были проведены значительные работы
по применению кислорода для выплавки чугуна и стали, которые выявили
значительный технологический и технический эффект последнего. В тот же
период времени значительно расширялось производство азотных удобре-
ний на основе кислородной конверсии природного газа. Указанные два
важнейших технологических процесса предъявляли большой спрос на
кислород, удовлетворить который установки КТ-3600 не могли как по
производительности, так и из-за сложности технологического оборудо-
воздуха для получения технического кислорода:
зоны; 3 — теплообменник холодной зоны; 4 — теплообменник холодной зоны; 5 — колонна пред-
продукционный; 9 — колонна окончательного разделения; 10, 11, 12 — переохладителя; 13 —
тичной конденсацией воздуха и противоточной дефлегмацией:
6, 7 ~ теплообменники; 8, 9 — турбодетандеры; 10 — противоточный испаритель-дефлегматор;
разделения; 16, /7—конденсаторы-испарители; в —с двухступенчатой дефлегмацией воздуха:
пень дефлегматора; 6 — вторая ступень дефлегматора; 7, 8, 9, 10 — переохладителя; 11 — конден-
деления; 13 — конденсатор-испаритель.
95
Таблица 19
Показатели				
	кт-2600 (К-3,6)	БР-4А	КТ-3600А (КАр-3,6)	БР-1М
	лист 99	лист 100	лист 101	лист 102
Количество, м3/ч воздуха на входе в блок разделения	20 000	17 500—	20 000	66 200
высокого давления	800—	18 500 1 500—	2 400	
низкого давления	1 000 19 200	1 600 16 обо—	17 600	66 200
воздуха (азота) на входе	1 000—	16 500 1 100	1 300	15 000—
в детандер Производительность, м3/ч по кислороду техническому	1 400	3 500		16 000 500
тех нол огическому	3 500—		3 500	12 500
по азоту чистому	3 600				3 000
отбросному	16 400	14 000—	17 200	49 000
по аргону сырому			15 000	120		
чистому	—	—	—	—
по криптоно-ксеноновому кон- центрату сырому		.	15—20	20		
чистому	—	—	—	
по неоно-гелиевой смеси				0,55
Тип установки
БР-1А	БР-lKAp (КтКАр-12)	БР-5	БР-2	БР-2М	БР-6М (АКТ-16)	фирмы «Кобе Стил» (Япония)	фирмы «Линде» (ФРГ)
лист 104	лист 105	лист 107	листы 108 и 109	лист 110	лист 111	лист 112	лист 113
62 500	62 500	28 000	170 000	180 000	48 500	107 000	47 000
—	—	—	—	—	—	—	—
62 500	62 500	28 000	170 000	180 000	48 500	90 000— 107 000	47 000
9 600	16 000	8 500— 9 500	35 000	35 000	12 000	—	—
3 500	3 500	150	11 600	11 000	150	200	—
9 600	9 000	5 000	23 600	24 000	8 850	18 500	8 950
3 500	400	400	11 000	23 700	16 000	16 000	12 400
46 000	49 600	21 000	134 300	121 000	23 500	56 000	25 700
		137					—	—	—	—
—	100	—	—	—	—	—	—
55	55	25	85	96	—	—	—
——►	—	мм*	——	—	——	——	—-
—	0,55	—	—	2,9	0,8	—	—
Продолжение табл. 19
Л
Усюкин
Показатели
КТ-3600 (К-3,6)	БР-4А	КТ-3600А	БР-1М.
		(КАр-3,6)	
лист 99 лист 100 лист 101 лист 102
Давление воздуха, МПа: высокое	12,0— 16,0	16,0	16	—
низкое	0,62— 0,63	0,62— 0,63	0,62— - 0,63	0,61— 0,62
на входе в блок разделения	0,6	0,61	0,6—0,61	0,59— 0,60
в колонне предварительного разделения	0,58	0,59	0,58— 0,59	0,57— 0,58
Давление азота в верху колон- ны окончательного разделения Температура, К:	0,12	0,12	0,12	0,12
воздуха на входе в блок раз- деления	298—303	298—303	298—303	298—303
азота на выходе из блока раз- деления	293—297	293—297	294—298	294—298
на входе в детандер Разность температур, К:	125—130	120—125	120—125	115—120
на теплом конце регенератора	5—6	5—6	5—6	4—5*
на теплом конце теплообмен- ника	10	10	10	—
на холодном конце регенера- тора со	8—9	8—9	8-9	4—5*
Тип установки
БР-1А	БР-lKAp (КтКАр-12)	БР-5	БР-2	БР-2М.	БР-бМ (АКТ-16)	фирмы «Кобе Стил» (Япония)	фирмы «Линде» (ФРГ)
лист 104	лист 105	лист 107	листы 108 и 109	лист ПО	лист 111	лист 112	лист 113
0,64	0,63— 0,64	0,62	0,62	0,62	0,63— 0,64	0,69— 0,64	0,63— 0,64
0,61	0,61	0,59	0,59	0,59	0,61	0,61	0,61
0,58	0,58	0,57	0,57	0,57	0,58	0,58	0,58
0,12	0,12	0,12	0,12	0,12	0,12	0,12	0,12
298—303	298—303	298—303	298—303	298-303	298-303	298—303	298—303
294—298	294—298	294—298	294—298	294—298	295—298	295—298	295—298
115—120	115—120	115—120	115—120	115—120	120—125	120—125	120—125
4—5*	4—5*	4—5,5 *	4—5*	4—5 *	2,5*	2,5—3 *	2,5—3 *
—	—	—	—	—	6-8	6—8	6—8
4—5*	4—5*	4—5*	4—5	4—5	3—4 *	3—4 *	3-4*
<g: Продолжение табл. 19
	Тип установки											
	КТ-3600	БР-4А	КТ-3600А	БР-1М	БР-1А	БР-1КАр	БР-5	БР-2	БР-2М	БР-6М	фирмы «Кобе	фирмы
Показатели	К-3,6		(КАр-3,6)			(КтКАр-12)				(АКТ-16)	Стил» (Япония)	«Линде» (ФРГ)
	лист 99	лист 100	лист 101	лист 102	лист 104	лист 105	лист 107	листы 108 и 109	лист ПО	лист 111	лист 112	лист 113
Концентрация, % об.:												
кислорода технологического	95—97	—	98,5	95	95—96	98,2	95	95	95	95	95	95
кислорода технического	—	99-99,5	99,2	99,5	99,2	99,5	99,5	99,5	99,5	99,5	99,5	99,5
азота чистого	—-	—	—	99,98	99,99	99,98	99,98	 —	—	99,998	99,99	99,98
азота отбросного	97—98	98-99,5	98,5	99	99	99	97—98	99	99	—	—	—
аргона сырого	—	—	85—92	—	—	97	—	—	—	—	—	—
аргона чистого	—	—	99,5	—	—	99,9	—	—	—	—*	—	—
криптоно-ксенонового кон- центрата	—	—	0,1	0,1-0,2	0,1—0,15	0,1-0,15	0,1—0,2	0,15	0,15	—	—	—
неоно-гелиевой смеси	—	—	—	40	—	50	—	—	50	50	——	—
Потери холода в окружающую среду, Дж/моль	122	120	122	94	94	103	122	75	75	150	150	150
Изотермический к. п. д. ком- прессора высокого давления	0,6	0,6	0,6	—	—	—	—	—	—	—	—	—
Изотермический к. п. д. ком-	0,6	0,6	0,6	0,65	0,65	0,65	0,65	0,65	0,65	0,65	0,65	0,65
прессора низкого давления Изоэнтропный к. п. д. турбоде- тандера	0,65	0,65	0,75	0,75	0,75	0,75	0,75	0,75	0,75	0,75	0,75	0,75
Удельный расход энергии,	0,55	0,54—	0,55	0,45	0,47	0,5	0,5	0,42	0,42	0,55	0,51	0,48
кВт*ч на 1 м3 О2		0,56										
Давление продукционного кис-	—	—	—		—	—	—	—	- - 	—	—	—
лорода, МПа												
Продолжение табл. 19
Тип установки
Показатели	фирмы «Лэр Ликид> (Франция)		фирмы «Линдо (ФРГ)			фирмы «Мессер Грисхейм» (ФРГ)			фирмы «Линде» (США)		фирмы «Кобе Стил> (Япония)	низкого давления воздуха					
	лист 114	лист 115	рис. 51	t рис, 52	рис. 53	лист 11b	рис. 54	рис. 55	рис. 56	рис. 57	лист 117	рис. 58	рис. 60	рис.61	рис. 62, а	рис. 62, б	рис. 62, в
Количество, м3/ч воздуха на входе в блок	60 000	157 000	190000	140 000	190 000	310 000	310 000	310 000	270 000	420 000	110 000—						
разделения высокого давле-	2 000	—	—	—	—	—	—	—	—	—	410 000	—	—	—	—	—	—
НИЯ низкого давления	58 000	157 000	190000	140 000	190 000	310 000	310 000	310 000	270 000	42 000	110 000—					—						
воздуха (азота) на	—	—	35000	110 000	35000	60 000	60 000	60 000	50 000	80 000	410 000 22 000—	—	—	—	—	—	—
входе в детандер Пр оизводител ьность, м3/ч по кислороду техническому	3 000	28 300	37 000	26 000	37 Q00	60 000	60 000	60 000	51000	80 000	80 000 80 000						
технологическому	9 000	—-	—	—	—	—	—k	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—
по азоту чистому			27 000	30 000	70 000	63 000	72 000				165 000	60 000	250000	100 000												
' отбросному	48 000	101 000	123 000	44 000	90 000	178 000	250 000	85 000	160 000	90 000	230 000	—	—	—	—	—	—
по «аргону сырому	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—
чистому	——	250		—-	—	—	—	—		—	—	—	—	—	—	—	—
по криптоно-ксено- новому концентрату сырому																																
чистому	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—
по неоно-гелиевой	—	—	——	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—
смеси СО со																	
Продолжение табл. 19
о						
Показатели	фирмы «Лэр Ликид» (Франция)		фирмы «Линде» (ФРГ)		
	лист 114	лист 115	рис.51	рис. 52	рис. 53
Давление воздуха, МПа:					
высокое	—	—	—	5/4,9	5/4,9
низкое	0,6/0,25	0,61— 0,62	0,75	0,75	0,62
на входе в блок раз- деления	0,58	0,58	0,73	0,73	0,6
в колонне предвари- тельного разделения	0,56	0,56	0,71	0,71	0,58
Давление азота в вер- ху колонны оконча- тельного разделения Температура, К:	0,12	0,12	0,12	0,12	0,12
воздуха на входе в блок разделения	298— 303	303	293	293	293
азота на выходе из блока разделения	—	303	290	290	290
на входе в детандер Разность температур, К:	115— 120	115— 120	125— 130	130— 135	115— 120
на теплом конце ре- генератора	4—5	—	—	—	—
на теплом конце теплообменника	2,5— 3	2,5-3	2,5—3	2,5—3	2,5—3
на холодном конце регенератора Концентрация, % об.:	3—4*	3—4	3—4	3—4	3—4
кислорода техноло- гического	70	—-•	—	-—	—
Тип установки
фирмы «Мессер Грисхейм* (ФРГ)			фирмы «Линде* (США)		фирмы «Кобе • Стил» (Япония)	низкого давления воздуха					
лист 116	рис. 54	рис. 55	рис. 56	рис. 57	лист 117	рис. 58	рис.60	рис. 61	рис. 62, а	рис. 62, б	рис. 62, в
											
0,64	0,61	0,66	0,62	0,65	0,62— 0,63	—	—	—	—	—>	—
0,61	0,59	0,63	0,6	0,62	0,6	0,42	0,45	0,45	0,41 0,31	0,41 0,39	0,44
0,58	0,58	0,61	0,58	0,6	0,58	—	—	—	—	—	—
0,12	0,12	0,12	0,12	0,12	0,12	0,12	0,12	0,12	0,12	0,12	0,12
293	293	293	295	295	295	—		—	—	—	—
290	290	290	292	292	292	295	295	295	295	295	295
120	120	120	115— 120	115— 120	115—120	292	292	292	292	292	292
—	—	—	—	—	—	—	—	—	.—	—	—
2,5—3	2,5-3	2,5—3	2,5—3	2,5—3	2,5-3	2,5— 3	1,5— 3	2,5- 3	2,5— 3	2,5- 3	2,5— 3
3-4	3-4	3—4	3-4	3—4	3—4	3-4	3—4	3—4	3—4	3—4	3—4
—	—	—	. —	—	—	—	—	—	—	—	—
Продолжение табл. 19
Показатели	Тип установки																
	фирмы «Лэр Ликид» (Франция)		фирмы «Линде» (ФРГ)			фирмы «Мессер Грисхейм» (ФРГ)			фирмы «Линде» (США)		фирмы «Кобе Стил» (Япония)	низкого давления воздуха					
	лист 114	лист 115	рис. 51	prfc. 52	рис. 53	лист 116	рис. 54	рис..55'	рис. 56	рис. 57	лист 117	рис. 58	рис. 60	рис. 61	рис. 62, а	рис. 62, б	рис. 62, в
кислорода техниче-	99,5	99,5	99,5	99,5	99,5	99,5	99,5	99,5	99,5	99,5	99,5											___
ского																	
азота чистого	—	99,99	99,99	99,99	99,99	99,99	—	99,99	99,99	99,99	99,99	99	99	99	99	99	99,5
азота отбросного	98	—	—	—	—	—	98	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—
аргона сырого	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	98	98	98	98	98	—
аргона чистого	—	—	—	—»	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—
криптоно-ксеноно-	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—
вого концентрата неоно-гелиевой сме-	—	—	—	—	—	—	—	'—	-—	—	—	—	—	—	—	—	—
си Потери холода в окру-	103	75	75	94	75	56	56	56	56	47	47	47	47	47	47	—	—
жающую среду,																	
Дж/моль Изотермический	—	—	' —	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—	—
к. п. д. компрессора																	
высокого давления Изотермический	0,65	0,65	0,65	0,65	0,65	0,65	0,65	0,65	0,65	0,65 ,	~ 0,7	0,7	0,7	0,7	0,7	0,7	0,7
к. п. д. компрессора низкого давления																	
Изоэнтропный к. п. д. турбодетандера Удельный расход энер-	0,75	0,75	0,8	0,8	0,08	0,8	0,8	0,8	0,08	0,08	0,08	0,8	0,8	0,8	0,8	0,8	0,8
	0,42	0,44	0,43	0,51	0,55—	0,41	0,39—	0,41—	0,40—	0;42—	Ю,39—	0,36	0,355	0,35	0,32	0,325	0,325
гии, кВт‘4 на 1 м3 О2 Давление продукци-	—	—	0,2	10	0,6	—	0,4	0,43	0,4’1 1	0,43	0,40	—	—	—	—	—	—
онного кислорода, МПа																	
* Средняя разность температур за период дутья.
вания. В состав этих установок входят компрессоры высокого давления;
в схеме установки осуществлены частичная очистка и осушка воздуха
и предварительное охлаждение с применением аммиачных холодильных
машин. Необходимо было решить вопрос об увеличении производитель-
ности агрегата и кислородной станции в 3—4 раза, полностью исключить
из технологии высокое давление с очисткой и осушкой воздуха, аммиач-
ное охлаждение и существенно сократить расход энергии на производство
кислорода. Достаточно указать, что одна современная домна производи-
тельностью 5000 т передельного чугуна в сутки требует технологического
кислорода в количестве 30 000 м3/ч. Следовательно, необходимо иметь
8—10 установок КТ-3600, стоимость которых гораздо выше, чем сниже-
ние относительной стоимости доменных агрегатов. Кроме того, количе-
ство персонала, обслуживающего 10 кислородных установок, намного
превышает количество персонала, обслуживающего доменную печь.
Впервые в мировой практике советские исследователи и конструкторы
с успехом решили эту задачу. В 1947—1953 гг. была создана самая мощ-
ная и совершенная по тому времени установка БР-1 производительностью
по технологическому кислороду 11 000—13 000 м8/ч с применением так
называемого «тройного дутья воздуха в регенераторах» и наименьшим
расходом энергии. С этого времени как у нас в стране, так и за рубежом
уже не строили установки технологического кислорода с применением
части воздуха высокого давления. Кроме того, производительность одного
агрегата с тех пор постоянно возрастала и в установках с регенераторами
и особенно в установках с пластинчато-ребристыми теплообменниками.
На основе схемы установки БР-1 был создан ряд ее модификаций.
Среди них: установка БР-1М с получением технологического и техни-
ческого кислорода, удовлетворяющая потребности доменного произ-
водства чугуна и конверторного производства стали; установка БР-1
с получением технологического и жидкого кислорода, криптоно-ксе-
ноновой и неоно-гелиевой смесей. Несколько позднее была создана
установка БР-1КАр для комплексного разделения воздуха с получением
технологического и технического кислорода, сырого и чистого аргона,
криптоно-ксенонового концентрата и неоно-гелиевой смеси. Такое ком-
плексное разделение позволяет удовлетворить одновременно потребности
черной металлургии, химии, электротехники и других отраслей. Ком-
плексное разделение воздуха позволяет также снизить стоимость кисло-
рода за счет сбыта других продуктов разделения воздуха и расширить
сферу его применения. Этот подход до сих пор является одним из основных
при создании крупных агрегатов.
Всерасширяющееся применение кислорода в различных отраслях
промышленности и особенно в металлургии, химии и ракетной технике
привело к необходимости увеличения производительности агрегатов
БР-1 по кислороду в 2,5—3 раза, т. е. до 30 000—35 000 м8/ч, при комплекс-
ном разделении воздуха. Установки БР-1 и БР-2 и их модификации яв-
ляются в настоящее время основными на предприятиях металлургии,
химии и других отраслей СССР, социалистических стран и ряда разви-
вающихся государств.
В послевоенные годы широкое распространение получил процесс
производства аммиака на основе кислородной конверсии углево-
дородов. Для дозировки полученного водорода азотом, а также
для отмывки азото-водородной смеси от вредных примесей потребовалось
значительное количество чистого газообразного и жидкого азота с концен-
трацией 99,99% и выше. Получение азота такой чистоты в установках
с регенераторами, имеющими насадку из рифленой алюминиевой ленты,
оказалось невозможным вследствие загрязнения чистых продуктов воз-
духом, оставшимся в регенераторах после переключения. Для устране-
ния этого недостатка фирма «Линде» (ФРГ) применила регенераторы с ка-
менной (базальтовой) насадкой и встроенными трубчатыми змеевиками.
102
На установке с такими регенераторами получали наряду с технологи-
ческим кислородом чистый сухой азот в количестве около 25% от всего
перерабатываемого воздуха. Однако эта установка оказалась очень гро-
моздкой и капитальные затраты на производство чистых продуктов были
слишком высоки.
В СССР также была сооружена подобного типа установка (БР-6)
с одновременным получением чистого азота, технического и технологи-
ческого кислорода. Следует отметить, что количество получаемого тех-
нологического кислорода в установке БР-6 несколько выше, чем в уста-
новке фирмы «Линде» (ФРГ), а количество чистого сухого азота равно
35% от перерабатываемого воздуха. Хотя установка БР-6 является более
производительной, все же не удалось избежать громоздкости, связанной
с применением регенераторов с каменной насадкой и змеевиковыми теп-
лообменниками, внутри труб которых проходит чистый азот.
Японская фирма «Кобе Стил» выпустила подобного рода установку,
но в 2,5 раза большей (по количеству перерабатываемого воздуха) по
сравнению с БР-6 производительностью. Количество сухого чистого
азота, вырабатываемого на этой установке, такое же, как для установки
БР-6, и составляет лишь 15—16% от всего перерабатываемого воздуха.
В настоящее время фирма не выпускает подобные установки.
Необходимо отметить, что наряду с высокой стоимостью все установки
с регенераторами расходуют для производства кислорода значительное
количество энергии — 0,45—0,5 кВт-ч на 1 м3 технологического кисло-
рода.
С начала 60-х годов в различных странах мира ведутся интенсивные
работы в области создания эффективных теплообменных аппаратов, на
долю которых, как известно, в воздухоразделительных установках при-
ходятся основные капитальные затраты.
Одним из наиболее современных решений, позволяющих сократить
поверхность и массу теплообменной аппаратуры, явилось применение
вместо регенераторов пластинчато-ребристых теплообменников, о достоин-
ствах которых сказано выше. Французская фирма «Лэр Ликид» совместно
с фирмой «Семат», выпустила первые установки с пластинчато-ребристыми
теплообменниками (вначале вместе с регенераторами), производящие
технический кислород в количестве 30 000 м8/ч и чистый азот в количестве
27 000 м3/ч с одновременным получением жидких аргона и кислорода.
Извлечение большого количества компонентов воздуха в установках
с реверсивными пластинчато-ребристыми теплообменниками не вызывает
серьезных затруднений, как это имеет место в установках с регенерато-
рами. Особо необходимо подчеркнуть, что пластинчато-ребристые тепло-
обменники позволяют получать в значительных количествах сухие чи-
стые кислород и азот. Вследствие увеличения периода переключений
в пластинчато-ребристых теплообменниках, увеличения производитель-
ности агрегатов, получения более чистых продуктов разделения удалось
сократить расход энергии на получение 1 м3 технического кислорода до
0,39 кВт-ч. Длительный и удачный опыт работы установок с пластинчато-
ребристыми теплообменниками фирмы «Лэр Ликид» явился многообе-
щающим примером для других фирм, работающих над созданием воздухо-
разделительных установок.
Фирма «Мессер Грисхейм» (ФРГ) выпускает установки производи-
тельностью по техническому кислороду от 20 000 до 60 000 м3/ч и по су-
хому чистому азоту до 165 000 м3/ч.
Несколько позднее японская фирма «Кобе Стил» в своих мощных
установках производительностью по техническому кислороду до
80 000 м3/ч (см. табл. 19) достигла таких же показателей, что и фирма
«Мессер Грисхейм». Однако в выборе компрессоров для сжатия воздуха
она ориентируется на осевые машины; к. п. д. турбодетандера (согласно
рекламе фирмы) доведен до величины 0,9.
103
Фирма «Линде» (США) эксплуатирует длительное время установки
с пластинчато-ребристыми теплообменниками с хорошими технологи-
ческими показателями производительностью по техническому кислороду
более 50 000 м3/ч с одновременным получением больших количеств сухого
и чистого азота для химических синтезов. В стадии освоения находится
сверхмощная установка для производства сухого чистого кислорода
в количестве 80 000 м3/ч и сухого чистого азота в количестве 250 000 м3/ч
для химических синтезов, в которой для увеличения объема отбросного
азота, обеспечивающего очистку пластинчато-ребристых теплообменни-
ков от воды и двуокиси углерода, применяется вакуум.
Фирма «Линде» (ФРГ) в последнее время выдвинула ряд важных ре-
шений, которые не встречаются у других иностранных фирм. К числу
таких решений следует отнести получение больших количеств техни-
ческого кислорода, подаваемого из блока разделения под давлением до
10 МПа, что исключает потребность в компрессорах для сжатия кисло-
рода. Это решение, уже использованное с некоторой эффективностью
при производстве малых количеств кислорода, по-видимому, получит
распространение в специальных процессах, протекающих с потреблением
кислорода под давлением 8—10 МПа.
Получение во всех странах только технического сухого кислорода
делает процесс более эффективным. Одним из самых крупных достижений
последнего десятилетия является значительное укрупнение отдельных
агрегатов с увеличением производительности от 8000 м3/ч (по техноло-
гическому кислороду) до 80 000 м3/ч (по сухому техническому кислороду)
е одновременным получением сухого чистого азота без сколько-нибудь
существенного усложнения установок и дополнительных затрат на изго-
товление поверхности теплообмена.
На основании вышесказанного можно утверждать, что на ближайшее
время наиболее перспективны установки технического кислорода с ревер-
сивными пластинчато-ребристыми теплообменниками, а также с пластинча-
то-ребристыми конденсаторами-испарителями и переохладителями. В этих
установках разделение воздуха следует вести комплексно, т. е. наряду
с основными продуктами получать и редкие газы — аргон, криптоно-
ксеноновую и неоно-гелиевую смеси. Это значительно повышает рента-
бельность установок.
Кислородное машиностроение в мире продолжает развиваться по
пути использования в установках колонн двукратной ректификации,
что требует применения воздуха, сжатого до давления 0,62—0,65 МПа.
Последнее в свою очередь определяет расход энергии, лежащий в преде-
лах 0,45—0,39 кВт-ч на 1 м3 кислорода. В настоящее время такие зна-
чения этого важнейшего показателя нельзя признать удовлетворитель-
ными. Поэтому в разных странах интенсивно ведутся поиски путей сни-
жения давления разделяемого воздуха. Установки, работающие на низком
давлении (0,43—0,31 МПа), должны стать следующим принципиальным
шагом на пути совершенствования процесса разделения воздуха.
Описанные выше установки рассчитаны на непрерывную и длитель-
ную работу всего комплекса агрегатов и вследствие сложности и продол-
жительности изменений режимов работы должны эксплуатироваться при
максимальной производительности. Важнейшие же потребители кисло-
рода (например, черная металлургия — конверторная выплавка стали)
имеют зачастую пиковые потребности в нем. Такое несоответствие эко-
номически невыгодно, так как оно увеличивает удельные капитальные
и эксплуатационные затраты и в конечном счете стоимость про-
дукции.
Для исключения этого несоответствия необходимо создавать резервные
мощности, когда часть установок может работать в период минимального
спроса на производство жидкого кислорода (см. схемы на рис. 43 и 44),
а в период максимального спроса эти установки следует переводить на
104
производство газообразного кислорода, а также подвергать газификации
накопленный жидкий кислород.
Заслуживает внимания вопрос о централизованном снабжении
кислородом из единого центра предприятий, расположенных на незначи-
тельном (100—200 км) расстоянии. В этом случае централизованная
кислородная станция должна производить газообразный и жидкий кис-
лород.
Реализация всех указанных здесь прогрессивных направлений позво-
лит существенно увеличить производство кислорода, снизить его стои-
мость и, следовательно, с большой экономической выгодой заменить
воздух на технический кислород или, где это требуется, на смеси, обога-
щенные кислородом во всех окислительных процессах.
В главе III рассмотрены наиболее эффективные и современные схемы
установок для производства кислорода, а также азота и редких газов.
Представленный материал отражает развитие технологии производства
кислорода методом разделения воздуха в СССР и за рубежом. Он позво-
ляет выбирать необходимые технологические схемы по заданным условиям,
а также может служить основой для разработки новых схем.
Глава IV
ВОЗДУХОРАЗДЕЛИТЕЛЬНЫЕ АППАРАТЫ
ОСНОВНЫЕ ПРИНЦИПЫ ТЕРМОДИНАМИКИ
РАЗДЕЛЕНИЯ ВОЗДУХА
Наглядной моделью процесса разделения двухкомпонентной газо-
вой смеси служит идеальный процесс Гиббса с использо-
ванием «полупроницаемых» стен или поршней. Теоретически минималь-
ная работа разделения этого процесса рассчитывается как работа изо-
термического сжатия без потерь каждого компонента от своего парциаль-
ного давления в смеси до общего давления смеси. При полном разделении
двухкомпонентной смеси идеальных газов на чистые составляющие вы-
ражение минимальной работы разделения (на примере воздуха) следую-
щее:
1ияи = -ЛД5 = Л-2,303/?	1g-А- + (1 _Уа) ig _у,	civ-1)
где уд — содержание азота в исходной двухкомпонентной смеси (остальные обозначе-
ния см. в гл. III).
Если рассматривать воздух как двухкомпонентную смесь, состоящую
из 20,9% кислорода и 79,1% азота по объему, то по уравнению (IV-1)
при исходном температурном уровне 7\ = 303 К и давлении 0,102 МПа
минимальная удельная работа разделения
303-2,303-8,31 (о,79 Ig-^Ag- -ь 0,21
Z“mi =	22,4-0,21	=
= 268 кДж на 1 м3 О2 (0,074 кВт-ч на 1 м3 О2).
Хаузен показал, что процесс низкотемпературной ректификации
воздуха можно вести так, чтобы удельная работа разделения была равна
этому значению.
Каждый обратимый процесс — последовательность равновесных
состояний, поэтому при обратимой ректификации пар
в каждом сечении колонны должен иметь такое же давление и такую же
температуру, как и жидкость, и соответствующую составу жидкости рав-
новесную концентрацию. В колонне эти условия можно обеспечить сле-
дующим образом: установить бесконечное число тарелок и, кроме того,
подводить тепло по всей высоте исчерпывающей части и отводить тепло
вдоль укрепляющей части. При этом потоки жидкости и пара (количества
^концентрации) от тарелки к тарелке должны изменяться по определен-
ной закономерности.
Колонна, в которой созданы такие условия, называется идеаль-
ной неадиабатической.
Упрощенная схема колонны обратимой ректификации показана на
рис. 63, а. Необходимое распределение теплового потока по высоте ко-
лонны вызывает соответствующее изменение количеств жидкостного и
парового потоков. Исходя из этого распределения, определяют измене-
106
ние энтропии системы, осуществляющей отвод тепла от укрепляющей
части и подвод тепла к исчерпывающей части:
х—х&	Х=ХВ
' _	f	d (gr)	u ^кондгЫ2	_ f	dQ	. Фконд
,y_	J r	'•	7n2 J	T Тконд
%—1	X—l
(IV-2)
(IV-3)
dQ
T
где rN2, ro — теплота парообразования соответственно азота и кислорода;
г — теплота парообразования смеси;
£конд и £и — количество жидкости соответственно в конденсаторе и испарителе;
g— количество жидкой смеси;
Q — тепловой поток;
QH — теплота, подводимая к испарителю;
QK — теплота, отводимая от конденсатора.
Остальные обозначения ясны из рис. 63.
Расход энергии при обратимой ректификации рассчитывают по фор-
муле
^д = -Л(Л50+ДЗу).
(IV-4)
Эта работа действительно равна минимальной работе, определяемой
по формуле (IV-1). Если бы минимальная работа расходовалась только на
Рис. 63. Схемы колонн:
а — обратимой ректифика-
ции; б — необратимой рек-
тификации.
сжатие воздуха^ идеальная установка разделения работала бы с давлением
поступающего воздуха примерно 0,183 МПа.
В идеальной адиабатической колонне процесс ректи-
фикации протекает необратимо.
Схема идеальной адиабатической колонны показана на рис. 63, б.
Адиабатической колонна называется потому, что количества жидкости
и пара не изменяются в результате подвода или отвода тепла. Если до-
пустить, что эта колонна работает с минимальным флегмовым отношением,
то количество отводимого в конденсаторе тепла будет равно общему коли-
честву тепла, отбираемого от всей укрепляющей части идеальной неадиа-
батической колонны, т. е.:
х=хв
<?к5нд= j d(2 + «•
Х=1
(IV-5)
Аналогично для тепловой нагрузки испарителя адиабатической
колонны
х=0
<ЙД = f Л2 + С“еад.	(IV-6)
*=*в
107
Подвод и отвод тепла в конденсаторе и испарителе осуществляются
при постоянных температурах и нулевых температурных напорах, поэтому
изменение энергии системы, подводящей или отводящей тепло, и расход
энергии на разделение можно подсчитать по уравнению
/ оад оад \
=	=	•	(IV-7)
\ 1 конд 1 и J
Аналогично выражается работа идеального теплового насоса при
переносе тепла от уровня температуры конденсации азота в конденса-
торе на уровень температуры кипения кислорода в испарителе.
В принятых условиях минимальная работа разделения в адиабати-
ческой колонне составляет 312,1 кДж на 1 кг О2. Эта величина превышает
работу обратимого разделения на 44%, а разность между обеими вели-
чинами представляет собой термодинамические потери, выраженные
в виде работы. Термодинамическая эффективность,
или термодинамический к. п. д., адиабатической
колонны г)терм = 69,3%.
Это означает, что любой процесс разделения воздуха, в котором при-
меняется адиабатическая колонна, не может иметь термодинамический
к. п. д. выше, например, 70% даже в том случае, если все остальные эле-
менты процесса обратимы. Потери в данном случае нельзя устранить, не
изменяя принципа проведения процесса ректификации.
Наиболее совершенные установки для разделения воздуха на газо-
образные продукты, применяемые в настоящее время, характеризуются
термодинамической эффективностью около 18%.
При этом в низкотемпературном блоке разделения на долю ректификацион-
ных колонн и непосредственно связанных с ними аппаратов падает около
57% потерь от необратимости, что составляет примерно 22% от потерь
по всей установке. Основные потери от необратимости в аппарате двукрат-
ной ректификации с вводом газообразного воздуха непосредственно
в колонну окончательного разделения связаны с адиабатическими усло-
виями его работы. Эти потери нельзя существенно снизить путем интен-
сификации процессов тепло- и массообмена или конструктивных усовер-
шенствований отдельных элементов.
Степень необратимости процесса ректификации качественно отра-
жается расстоянием между рабочей линией и кривой равновесия на диа-
грамме Мак-Кэба—Тиле. Наиболее эффективный способ уменьшения
необратимости процесса ректификации — это ступенчатый (при разных
температурах) подвод и отвод тепла. В этом случае рабочая линия в ре-
зультате неоднократного излома-приближается к кривой равновесия.
В действительных условиях наибольшее приближение к работе
идеальной разделительной колонны можно получить при разделении га-
зовой смеси в противоточном дефлегматоре, где обеспечен почти равномер-
ный отвод тепла по высоте аппарата.
Применительно к условиям работы воздухоразделительных устано-
вок в противоточном дефлегматоре можно получить такое же разделе-
ние, что и в колонне предварительного * разделения.
ОСНОВНЫЕ ЗАКОНОМЕРНОСТИ МАССООБМЕНА
ЭКВИМОЛЯРНЫЙ МАССООБМЕН
Адиабатическая ректификация характеризуется процессом эквимо-
лярного массообмена, при котором в каждой точке ректификационное
колонны количество молекул, переходящих из пара в жидкость, равно
количеству молекул, движущихся в обратном направлении. Изменений
* В криогенной технике колонны предварительного и окончательного разделения
иногда называют соответственно нижними и верхними.
108
Поверхность
раздела дзаз
Рис. 64. Изменение концентра-
ций в паровой и жидкой фазах
в процессе массопередачи.
концентраций в паровой и жидкой фазах в процессе массопередачи по-
казано на рис. 64.
На границе раздела фаз концентрации диффундирующего вещества
определяются законами термодинамического равновесия. Скорость массо-
передачи для случая эквимолярного массообмена пропорциональна раз-
ности концентраций в ядре потока и на поверхности раздела фаз (меж-
-фазовой поверхности):
-^ = Кж(х-х() = Кп(г/,-г/).	(IV-8)
dL
где	— передаваемый в единицу времени
dr
через единицу межфазовой поверх-
ности поток частиц легколетучего
компонента, кмоль/(м2 • с);
индекс i — относится к межфазовой поверхности
контакта фаз F;
Кж — коэффициент массоотдачи, отнесенный
к жидкостц;
Лп — коэффициент массоотдачи, отнесенный
к пару.
Принято, что концентрация в ядре по-
тока достаточно точно совпадает со сред-
ними концентрациями.
Связь площади межфазовой поверхно-
сти F с высотой аппарата Л, в котором
осуществляется процесс разделения, выра-
жается соотношением
dF = as dh,
где а — удельная площадь поверхности контакта фаз в единице объема аппарата;
s— площадь сечения.
Уравнение (IV-8) перепишем для стороны пара
dL — G dy = Кп (yi — y)asdh.	(IV-10)
Интегрирование уравнения IV-10 в заданных пределах концентра-
ции ух и у2 дает
У2
=	PV-ii)
У1
Величина* ЛГП носит название числа единиц переноса
массы в паровой фазе. Аналогично получаем выражение для
числа единиц переноса массы в жидкой фазе:
f —=	(IV-12)
J X xt	g
Xi
Соответственно
	н	h Нп Нп	У»	h	= G/s	(IV-13)
		У1	У1 — У	
называется массы в	высотой, э к в и в паровой фаз яж = _А_	а л е е, и	нтной единице высотой, эквив h	~ g/s	переноса алентной (IV-14)
J X — Xi
*1
109
единице переноса массы в жидкой фазе. По физи-
ческому смыслу — это высота участка колонны, на котором достигается
изменение концентрации компонента, равное движущей силе процесса.
Рассмотрение процесса массопередачи отдельно для жидкости и пара
связано со значительными трудностями, поэтому, как правило, расчет
ведется при допущении, что движущая сила массопередачи выражается
в концентрациях одной из фаз. В этом случае концентрации пара и жидко-
сти на поверхности раздела фаз будут равновесными и можно написать
dL
~± = Кж(х- Xi) = Кп (yi -у) = Ко. п (у* - У),	(I V-15>
где Ко. п — общий коэффициент массопередачи, отнесенный к движущей силе, выра-
женной через разность мольных долей легколетучего компонента в паровой
фазе, кмоль/(м1 2-с);
у* — концентрация низкокипящего компонента в паровой фазех, равновесной
жидкой концентрацией х.
Из уравнения (IV-15) получаем
ТГ— = -Г- + -^-(У*~У1 Y	(IV-16)
Ко. п Кп Кж \ X — Х( /
Если равновесная зависимость у* = f (х) линейна, то выражение
в скобках представляет собой тангенс угла наклона прямой т*-
Аналогично рассуждая, получаем выражение для высоты, эквива-
лентной единице переноса массы, в котором сопротивления массопере-
даче с обеих сторон межфазовой поверхности заменены эквивалентным
сопротивлением только в паровой фазе и отнесены к фиктивному пере-
паду концентраций (у*—у):
r h	h	G/s
0,п~	~	~~^К^'
f dy
J у* —у
У1
(IV-18)
Из уравнений (IV-13), (IV-14), (IV-16) и (IV-18) получаем следующее
соотношение:
Но.п = Нл + -~^Нж.	(IV-19)
Коэффициент массопередачи Ко. п и высоту Но. п определяют экспе-
риментально и закладывают в основу расчета конструкции ректификацион-
ных колонн.
Если сопротивление массопередаче в жидкой фазе мало по сравне-
нию со сопротивлением в паре, то значения Ко. п и Кп, а также Яо. п
и Н„ близки.
Число единиц переноса массы тесно связано с числом теоретических
тарелок или ступеней разделения в тарельчатых или других ректифика-
ционных аппаратах со ступенчатым изменением рабочих концентраций.
МАССООБМЕН ПРИ КОНДЕНСАЦИИ
Противоточная дефлегмация характеризуется двумя процессами,
которые практически накладываются один на другой:
процесс парциальной конденсации, вызывающий направленный
в сторону охлаждаемой стенки конвективный поток;
1 Здесь и далее индекс * относится к равновесному состоянию.
НО
процесс ректификации, т. е. ректифицирующее взаимодействие дви-
жущихся противотоком жидкости и пара.
Ниже приведено уравнение, которое показывает, как влияет общий
конвективный поток вещества на поток частиц легколетучего компонента
от пара к жидкости при /Со. п = Ка
у*—у
г = у
(IV-20)
где г— отношение передаваемого от пара к жидкости потока частиц легколетучего
компонента к общему потоку частиц пара, передаваемому в том же направле-
нии путем конвекции, моль/моль;
х— коэффициент конденсации, характеризующий интенсивность конвективного
потока частиц пара, кмоль/(м2-с).
Материальный баланс бесконечно малого элемента
описывается следующим уравнением:
zdG = z dg = d (Gy) = d (gx).
Решение этого уравнения для стороны пара:
dG _ dy
G	z — y'
Подставляя z из выражения (IV-20), получаем
dy________dG ._____1____
У* —У ~ G~' ех!ко. п _ j *
дефлегматора
(IV-21)
(IV-22)
(IV-23)
Это уравнение можно проинтегрировать в пределах изменения кон-
центрации пара на входе в аппарат ув и на выходе из него ул, если до-
пустить, что отношение коэффициента конденсации к коэффициенту
массопередачи по высоте аппарата не изменяется. Если в рассматриваемом
диапазоне концентраций равновесная линия будет прямой или близкой
к прямой, то необходимо, чтобы общий коэффициент массопередачи был
равен частному коэффициенту маосоотдачиАв паровой фазе:
У « f	-----In ,	(IV-24)
°-п J У* —У ек/К0. п_[ А
УВ
где В — паровой поток на входе в аппарат;
А — паровой поток на выходе из аппарата.
Пользуясь среднелогарифмическим значением паровых потоков на
входе в аппарат и на выходе из него
Р__ д
<1V-25>
и средним значением коэффициента конденсаций пара
уравнение (IV-24) можно переписать в следующем виде:
кт’ __	п Х/Хо. п   ..	Х/У’Со. п	ZTV 97\
°-П~ Gcp //*0.4-! ” °-П//^о.п_1 •	(	}
*/КО.п
Фактор ех/ко-п—1 в уравнении (IV-27) показывает, насколько
число единиц переноса массы дефлегматора отличается от того же для
сопоставляемой адиабатической ректификационной колонны. При незна-
чительной тепловой нагрузке (х —♦ 0; G) из уравнения (IV-27)
получаем
fj' _	п V
/VO. П	Q	2VO. П*
111
ТИПЫ РЕКТИФИКАЦИОННЫХ АППАРАТОВ
И ДЕФЛЕГМАТОРОВ
Ректификационные аппараты. Эти аппараты отличаются в основном
конструкцией устройств, предназначенных для организации контакта и
распределения паровой и жидкой фаз.
В ректификационных аппаратах взаимодействие жидкости и пара
осуществляется преимущественно двумя способами: путем поверхностного
Рис. 65. Схемы движения потоков в ректификационных
аппаратах с непрерывным контактом фаз:
а — в насадочной колонне; б — в трубчатой (пленочной) колонне;
в — в центробежном ректификаторе.
контакта на насадке или на поверхности жидкости; путем барботирования
пара через слой жидкости. В зависимости от этого ректификационные
аппараты могут быть: с непрерывным контактом между жидкостью и па-
ром (например, насадочные, трубчатые, или пленочные, колонны, центро-
бежные ректификаторы); со ступенчатым контактом фаз — тарельчатые
колонны.
Рис. 66. Схемы движения потоков в ректификационных
аппаратах со ступенчатым контактом фаз:
а — перемешивание жидкости; б — перемешивание пара;
в — переменное направление движения жидкости на тарелках;
г — однонаправленное движение жидкости на тарелках.
Схемы движения потоков в ректификационных аппаратах с непрерыв-
ным контактом фаз показаны на рис. 65. Во всех аппаратах жидкость и
пар движутся противотоком. Особенность центробежного ректификатора—
вынужденное движение жидкости тонким слоем под действием центро-
бежной силы по спиральной поверхности. Пар движется противотоком
от периферии к центру ротора.
112
В ректификационных аппаратах со ступенчатым контактом фаз
(рис. 66) их взаимодействие осуществляется на отделенных друг от друга
ступенях-тарелках.
Дефлегматоры. По принципу движения взаимодействующих фаз
(пара и образующейся из него жидкости) дефлегматоры разделяются на
два типа: противоточные и прямоточные. В противоточных дефлегмато-
рах пар поступает снизу в аппарат, поднимаясь, частично конденсируется;
при этом жидкость стекает вниз, а остаточный пар выходит из аппарата
сверху. В прямоточных дефлегматорах пар и жидкость движутся в одном
направлении. При этом движение пара и жидкости может быть нисходя-
щим и восходящим; последний вариант применяется при больших ско-
ростях движения фаз. Наибольшим разделительным действием обладают
дефлегматоры противоточного типа. Во всех Типах дефлегматоров тепло
конденсации отводится через стенку к хладагенту, который кипит или
в свободном объеме, или же в процессе движения, как правило, сверху
вниз. Последний вариант целесообразно использовать в том случае, когда
в качестве хладагента применяется смесь с переменной температурой
кипения.
КОНСТРУКЦИИ РЕКТИФИКАЦИОННЫХ колонн
С СИТЧАТЫМИ ТАРЕЛКАМИ
Колонны. Все колонны современных воздухоразделительных уста-
новок изготовляют с ситчатыми тарелками. Типовая номенклатура пре-
дусматривает три основных типа конструкций колонн.
Каждый из типов колонн включает в себя несколько моделей, отли-
чающихся диаметром и расстоянием между тарелками. Высота колонн
не оговаривается, так как она зависит от числа ректификационных таре-
лок, определяемого расчетом. В колонне предварительного разделения
устанавливают от 24 до 36 тарелок, а в колонне окончательного разделе-
ния — от 36 до 48. Типовые внутренние диаметры корпуса и обечайки
ректификационных колонн, а также рекомендуемое расстояние между
тарелками представлены в табл. 20.
Таблица 20
Колонна		Внутренний диаметр, мм		Расстоя- ние между тарелка- ми, мм	Колонна	
тип	модель ш	кор- пуса	обечайки		тип	модель
Внутренний
диаметр, мм
кор-
пуса
II
III
обечайки
Расстоя-
ние между
тарелка-
ми, мм
600
750
1100
1800
2000
2400
2800
3000
3700
200
300
400
500
700
1000
1700
1800
2200
2600
2800
3600
60
60
80
80
80
90
100
100
100
120
120
160
60
60
III
3
4
5
6
7
8
9
10
11
12
13
14
15
16
400
500
700
850
1000
1200
1400
1800
2200
2600
2800
3200
3700
3800
80
80
80
90
90
90
90
100
100
120
120
120
160
160
Колонны предварительного разделения, работающие под давлением
порядка 0,6 МПа, выполняют двух основных типов. Корпус колонны
первого типа одновременно служит обечайкой для крепления тарелок,
8 И. П. Усюкин	113
верх колонны открытый. Первый тип включает в себя три модели. В кор-
пусе колонн второго типа предусмотрена вставная обечайка с тарелками.
Аппараты могут быть с открытым фланцем для крепления конденсатора,
с закрытым фланцем. Существуют закрытые сварные колонны. В зави-
симости от диаметра обечайки различают девять моделей колонн.
Ректификационные колонны окончательного разделения, работаю-
щие под давлением около 0,14 МПа, выполняют только третьего типа без
вставной обечайки (тарелки прикреплены непосредственно к корпусу
аппарата). При этом предусматривается шесть вариантов конструктивного
выполнения колонны. Аппараты могут быть бесфланцевыми (с односто-
ронней или двусторонней впайкой в конденсатор-испаритель); фланце-
выми открытыми; с односторонним переходом к аппарату; с двусторонним
переходом к аппарату; закрытыми. Существует 16 моделей третьего типа,
отличающихся диаметром колонны.
Способы крепления тарелок к обечайкам (внутренней и наружной)
зависят от материала, из которого изготовлены обечайки.
Ниже даны примеры конкретных конструкций колонн.
На листе 118 представлен чертеж колонны предварительного разде-
ления (тип I, модель 2), применяемой в установках небольшой произво-
дительности, типа АжК-0,02М. Толщина стенки корпуса колонны, изго-
товленного из меди М3, не превышает 2 мм, поэтому зиги для крепления
тарелок наносят непосредственно на обечайку корпуса. Корпус колонны
состоит из отдельных царг, в которых закреплены кольцевые тарелки.
Царги соединены между собой мягким припоем ПОС-40. Тарелки уста-
новлены в колонне на расстоянии 60 мм одна от другой. Способ крепле-
ния тарелок следующий. В зиг вставляют кольцо из латунной (Л62) про-
волоки диаметром 5 мм и припаивают мягким припоем к обечайке, затем
на кольцо устанавливают тарелки и закладывают второе кольцо, после
чего припаивают тарелку к верхнему кольцу, а кольцо к корпусу. К ниж-
ней части корпуса колонны присоединен куб с установленным внутри
змеевиком испарителя, изготовленным из меди М3. Детандерный поток
воздуха вводится в низ куба колонны через специальный патрубок.
К верхней части колонны припаян конденсатор с межтрубным кипением
кубовой жидкости и конденсацией азота в трубном пространстве. По вы-
соте колонны в ее верхней части установлена приемная емкость для сбора
продукционного жидкого азота. К нижней части куба приварены опоры
для вертикальной установки колонны.
На листе 119 показана конструкция колонны технического кисло-
рода (тип III модель 3) применяемой в установках БР-1 А. Корпус ко-
лонны изготовлен из латуни J162. Способ крепления тарелок в этом типе
колонн аналогичен вышеописанному. В верху колонны установлена крышка
со штуцером отбора газообразного технологического кислорода, жидкий
технологический кислород подается непосредственно в приемный карман
верхней тарелки. Для отделения капель жидкости от пара предусмотрено
отбойное устройство, размещенное в верхнем сепарационном пространстве
колонны. В нижней части колонны с помощью фланцевого соединения
установлен конденсатор с межтрубным кипением жидкого кислорода.
Патрубки для ввода и вывода потоков азота и кислорода установлены
в корпусе конденсатора.
При вводе в колонну и выводе из нее значительного количества пара
или жидкости колонну изготовляют ступенчатой, т. е. с различными диа-
метрами обечаек по высоте. Подобная конструкция верхней ректифика-
ционной колонны (тип III, модель 12), применяемой в воздухораздели-
тельной установке БР-6, показана на листе 120. Внутреннюю и наружную
обечайку, крышку и днище со штуцерами изготовляют из нержавею-
щей стали Х18Н9Т, тарелки — из латуни Л62. Эта колонна ступенча-
тая. Нижняя часть обечайки колонны диаметром 2200 мм ограничена ку-
бом и патрубками ввода детандерного воздуха. Средняя часть колонны
114
диаметром 2600 мм сверху ограничена патрубками выхода азота кипящей
смеси. Верхняя часть колонны имеет диаметр 1900 мм. Кубовая жидкость
вводится в емкость, установленную во внутренней обечайке, откуда через
распределительные отверстия поступает в приемные карманы тарелки.
Жидкий азот из конденсатора сливается в мерник, где установлен[конден-
сатор для отмывки азота от неоно-гелиевой смеси. Из мерника жидкий
азот подается в приемные карманы верхней тарелки. Для равномерного
распределения парового потока по сечению колонны ввод детандерного
воздуха в колонну и вывод азота и азото-кислородной смеси осуще-
ствляются через два патрубка, расположенных в диаметрально противо-
положных местах.
На листе 121 дан чертеж ректификационной колонны (тип П.модельЭ),
используемой в установке БР-1, состоящей из корпуса 4 и вставки 3.
Корпус колонны выполнен закрытым к обе-
чайке крышкой и днищем, изготовленным
из нержавеющей стали Х18Н10Т. Внутрен-
няя вставка с ректификационными тарел-
ками прикреплена к корпусу колонны с по-
мощью фланца 2. Внутренняя вставка состоит
из отдельных царг, в которых укреплены
ректификационные тарелки между наружной
и внутренней обечайками. Во внутренней
обечайке верхней царги установлен мерник,
куда сливается жидкий азот из конденсатора.
Из мерника жидкий азот 'поступает через
распределительные отверстия в приемные
карманы тарелки. Три нижние ректифика-
ционные тарелки предназначены для про-
мывки от твердых примесей двуокиси угле-
рода, поступающего в колонну вместе с воз-
духом. Внутренняя и наружная обечайки
колонны изготовлены из нержавеющей ста-
Рис. 67. Кольцевые ситчатые
тарелки с профильным перелив-
ным карманом:
/ >— сетка; 2—переливной карман;
3 «*• подпорная перегородка; 4 —•>
внутренний цилиндр.
ли, поэтому латунные тарелки закрепляют
с помощью колец, которые фиксируют в обечайке колонн с помощью зигов
и приваривают путем точечной сварки. На кольца устанавливают ректи-
фикационную тарелку и сверху прижимают угольниками, которые при-
варивают к внутренней и наружной обечайкам прерывистым швом между
собой. Штуцер выхода детандерного воздуха состоит из^двух патрубков,
соединенных между собой, которые привариваются*к корпусу наружной
обечайки после установки вставки в корпус колонны.
Конструкция ректификационной колонны окончательного разделе-
ния (тип III, модель 16) для крупных воздухоразделительных установок
типа БР-2 показана на листе 122. Поскольку основные узлы и детали ее,
исключая тарелки, изготовлены из нержавеющей стали, крепление таре-
лок аналогичное вышеописанному. Внутри мерника жидкого азота рас-
положен концентратор для отмывки от азота неоно-гелиевой смесц.
Ситчатые тарелки. В колоннах воздухоразделительных установок
применяют главным образом ситчатые кольцевые тарелки. Конструкции
тарелок характеризуются типом переливного устройства. Различают три
основных типа переливного устройства: тип а — с прямым переливным
карманом; тип б — с отогнутой подпорной перегородкой; тип в — с про-
фильным карманом для безударного слива.
Основные элементы ситчатой кольцевой тарелки с профильным кар-
маном и направление движения жидкости показаны на рис. 67. Как видно
из рисунка, на каждой из тарелок жидкость движется в одном направлении.
В целом на тарелке имеется перекрестный ток жидкости и пара. Возможны
и другие случаи движения жидкости и пара, однако все они менее выгодны
с точки зрения разделительной способности.
8*
115
В настоящее время все ситчатые ректификационные тарелки устано-
вок разделения воздуха нормализованы. В основе нормалей лежит
ГОСТ 9617—61 на ряды диаметров сосудов и аппаратов. Отступления
от указанного ГОСТа связаны с разработкой проектов воздухоразделитель-
ных установок по индивидуальным заказам.
Включенные в нормаль ситчатые тарелки объединены в три типа.
Первый тип — тарелки S-образные; их применяют на установ-
ках малой производительности. Их особенность — использование вну-
треннего кольцевого пространства для перелива жидкости. Конструк-
ции S-образных ректификационных тарелок представлены на листе 123.
Нормали предусматривают два диаметра тарелок — 219 и 289 мм, причем
предпочтительным является последний с диаметром колонны 290 мм.
Высота переливного устройства составляет 58 или 100 мм.
Второй тип — тарелки с глухим колпаком и прямым сливным
карманом; их применяют также на установках малой производительности.
Внутренний диаметр колонны изменяется в пределах от 200 до 500 мм.
Диаметр отверстий в тарелках 0,9 мм при шаге 3,25 мм. В колоннах диа-
метром 400 и 500 мм тарелки состоят из секторов. Конструкции тарелок
этого типа представлены на листе 124.
Третий тип — тарелки кольцевые с прямым или профильным
карманом; их применяют на установках средней и большой производи-
тельности. Минимальный внутренний диаметр колонны — 700 мм, макси-
мальный — 3800 мм. Тарелки собирают из секторов. Возможны три ва-
рианта исполнения каждой из тарелок, отличающиеся преимущественно
высотой сливного стакана. Диаметр отверстий в тарелке 0,9—1,25 мм,
шаг 3,25 мм. В колоннах диаметром 1700 мм и больше для организации
направленного движения жидкости и уменьшения напряженности слива
применяют двух- и трехсливные тарелки.
Односливные тарелки для колонн диаметром от 700 до 2200 мм с пря-
мым и профильным (карманами представлены на листе 125. Диаметр
отверстий 0,9 мм, шаг 3,25 мм. Двухсливные тарелки того же типа для
аппаратов с внутренним диаметром до 3200 мм показаны на листе 126.
Трехсливные тарелки установок большой производительности с прямыми
и профильными карманами представлены на листе 127. На листе 128
изображена трехсливная тарелка диаметром 3600 мм для мощной уста-
новки. Секторы тарелки соединены при помощи пистонов; возможно
соединение секторов методом контактной сварки.
КОНСТРУКЦИИ ДЕФЛЕГМАТОРОВ
По конструкционному признаку дефлегматоры разделяют на кожухо-
трубные и пластинчатые. Основным элементом кожухотрубного дефлег-
матора (рис. 68) является трубка, в которой протекает процесс парциаль-
ной конденсации разделяемой газовой смеси; конденсат стекает вниз по
внутренней поверхности стенки трубки. Теплообмен между конденси-
рующейся и кипящей средами происходит через стенку трубки. Суще-
ствует два типа конструкций кожухотрубных дефлегматоров: с тарел-
ками и без тарелок в межтрубном пространстве. В дефлегматоре с тарел-
ками кипящий хладагент движется в межтрубном пространстве сверху
вниз. Специальные тарелки имеют сливные перегородки, определяющие
уровень жидкости на тарелке. Стекая вниз по тарелкам, кипящая жид-
кая смесь обогащается тяжелолетучим компонентом; на последней сту-
пеньке кипения жидкость должна полностью испариться. В дефлегмато-
рах без тарелок в межтрубном пространстве хладагент кипит в свобод-
ном объеме.
В дефлегматорах все трубки герметично закреплены с обоих концов
в трубных решетках. Полученная таким образом трубчатка помещена
116
Пар
Рис. 68.

Кубовая
жидкость
Кожухотрубный де-
флегматор:
1 — обечайка; 2 — крышка; 3 —
днище; 4 ~ труба; 5—тарелка;
6 — трубная решетка.
ililw
Газообразный
хладагент
Рис. 70. Дефлегматор с пластинчато-ребристой насадкой:
1 — проставочный лист; 2 — насадка; 3, 4 — распределитель-
ные устройства со штуцерами; 5 — корпус.
ШНИНПИШП
Рис. 69. Узел дефлегматора с насадкой «оверфлоу»:
а — секция конденсации; б — секция кипения; / — насадка
«оверфлоуэ; 2 — проставочный лист.
Жидкостью

”-2

в обечайку, в которой сверху и снизу установлены соответственно крышка
и днище. Для ввода и вывода потоков служат штуцера.
Для повышения эффективности процесса разделения Б. Г. Берго
предложил заполнить полое трубное пространство дефлегматора насад-
кой из мелкой проволочной спирали, И. П. Усюкин и X. Фляйшхауэр
(МИХМ) — спиральной лентой.
Пластинчатый дефлегматор с так называемой насадкой «оверфлоу»
показан на рис. 69.
Секции кипения и конденсации разделены между собой проставоч-
ными листами, которые припаяны к насадке «оверфлоу», помещенной
в пространство между проставочными листами. Насадка «оверфлоу»
имеет зигзагообразный вид с вырезанными окнами для прохода пара
и жидкости. В секциях кипения можно использовать гофрированную
насадку с гладкими ребрами.
Новая конструкция пластинчато-ребристого противоточного дефлег-
матора с ребристой просечной насадкой, разработанная в МИХМе, изо-
бражена на рис. . 70. Этот аппарат представляет собой многосекционную
конструкцию с последовательным чередованием секций конденсации
и кипения, которые отделены одна от другой проставочными листами.
Внутри каждой секции установлена ребристая просечная насадка, кото-
рая жестко соединена с проставочными листами. В этой конструкции
кипящий хладагент может испаряться как при движении жидкости, так
и в свободном объеме. Противоточный дефлегматор данной конструкции
обладает высокой удельной поверхностью тепло- и массообмена.
ОСНОВЫ РАСЧЕТА ПРОЦЕССОВ МАССООБМЕНА
ОПРЕДЕЛЕНИЕ ЧИСЛА ТЕОРЕТИЧЕСКИХ ТАРЕЛОК
РЕКТИФИКАЦИОННОЙ КОЛОННЫ
Метод Мак-Кэба—Тиле. В этом методе допускают, что скрытые
теплоты испарения компонентов равны и, следовательно, потоки жид-
кости и пара по высоте колонны неизменны.
При эквимолярном массообмене между двухкомпонентными смесями
материальный баланс можно записать следующим образом:
Gdy = — gdx	(IV-28)
или
= const — tga.	(IV-29)
Массообмен, происходящий при контакте неравновесных жидкости
и пара, на диаграмме у—х характеризуется линией, проведенной из
точки с координатами у, х под углом к горизонтали, тангенс которого
равен в направлении равновесной кривой и заканчивающейся на ней
в случае достижения равновесия. Эта линия называется рабочей линией
процесса разделения.
Процесс ректификации в тарельчатой колонне можно изобразить
на диаграмме у—х (рис. 71, б). В ректификационную колонну (рис. 71, а)
непрерывно подается исходная смесь в количестве В кмоль/с в жидком
состоянии, отводятся дистиллят в количестве А кмоль/с, кубовая смесь
в количестве К кмоль/с (хв, Уа и хк — концентрации нижекипящего
компонента соответственно в исходной смеси, дистилляте и в кубовой
смеси), а также пар G из испарителя и жидкость из дефлегматора с кон-
центрациями у и х. В исчерпывающей части по уравнению (IV-29) имеем
tg «о = -	< -1,	(IV-30)
go~ А
118
а в укрепляющей части
tgCty =
gy
gy + -^
— 1.
(IV-31)
Если жидкость, подаваемая из дефлегматора на орошение колонны,
имеет такую же концентрацию, как и поступающий в дефлегматор пар,
то точка А должна находиться на диагонали диаграммы; в колоннах раз-
деления воздуха, когда флегма подается со стороны из другого аппарата,
это не всегда имеет место. Конец линии, изображающей процесс массооб-
мена на верхней тарелке колонны, в результате которого достигается
равновесие уходящих с нее жидкости и пара, должен лежать в точке
(п 4-1)", которая характеризуется такой же концентрацией пара, как
Рис. 71; Процесс ректификации:
а — в тарельчатой колонне; б — на диаграмме у—х.
и точка А. Из точки (п + 1)" можно провести линию под углом к горизон-
тали, определяемым из уравнения (IV-31), до пересечения с вертикальной
линией, соединяющей точку А с точкой (n + 1) '. Это позволяет при из-
вестной концентрации подаваемой на тарелку жидкости определить кон-
центрацию пара, вступающего с ней в контакт. Этот состав пара полу-
чается в результате взаимодействия на тарелке и. Конечная точка п"
процесса массообмена, происходящего на тарелке п, лежит йа пересече-
нии горизонтальной линии, проведенной из точки (n + 1)', и равновесной
кривой. На тарелку п стекает жидкость с концентрацией, полученной на
тарелке (n + 1) и определяемой вертикальной линией, проведенной из
точки (n + 1)". Для определения состава пара, поступающего на тарелку п,
проводят из точки п" линию под углом ау к горизонтали.
Такое построение продолжается до получения концентрации исходной
смеси %в- Процесс, протекающий в исчерпывающей части колонны, изо-
бражают аналогично предыдущему. В этом случае для определения
угла наклона а0 к горизонтали используют уравнение (IV-30). В резуль-
тате построения получают точку /С, лежащую на диагонали, если кон-
центрации отбираемой кубовой смеси и поступающего из испарителя пара
одинаковы.
Количество построенных таким образом ступеней (см. рис. 71, б)
равно числу теоретических тарелок в колонне.
119
Рабочая линия процесса разделения АВ в укрепляющей части
(см. рис. 71, б)
+	OV-32).
Уравнение рабочей линии В К для исчерпывающей части:
У = ^-кх~--Г^-кхк-	UV-33)
go — Л go — А д
Можно начать определение числа теоретических тарелок с построе-
ния рабочих линий. В этом случае строят рабочие линии в соответствии
с уравнениями (IV-32) и (IV-33), а затем наносят ступени между рабочими
линиями и кривой равновесия.
Если в колонну поступает парожидкостная смесь, то из точки С
проводят прямую CF под углом р к горизонтали, тангенс которого равен
отношению жидкой доли питания к паровой. В этом случае рабочие линии
пересекаются в точке F, прямая FK является рабочей линией исчерпыва-
ющей части. Если же в колонну поступает сухой насыщенный пар, то
рабочие линии пересекаются в точке N на горизонтали, проведенной
из уБ.
При А = 0 отношение ~g~+A = 1 и рабочая линия совпадает с диа-
гональю. Этот случай соответствует колонне, работающей без получения
дистиллята и отвода кубовой жидкости.
Для расчета числа теоретических тарелок необходимо знать характер
рабочей линии для случая работы колонны в режиме «минимального оро-
шения», когда в колонну для орошения направляется минимальное коли-
чество флегмы. В этом случае точка А переходит в точку д', т. е. рабочая
линия пересекает кривую равновесия в точке, отвечающей концентрации
жидкостного питания %в- При этом
8у- мин	Уь — Ув
gy. мин +	уА — хв
(IV-34)
Изложенная методика предполагает, что в результате массообмена
на каждой тарелке достигается состояние равновесия. Однако это практи-
чески не выполнимо по многим причинам. Поэтому для перехода от числа
теоретических к числу действительных тарелок в колонне (пдейств) вво-
дится средний к. п. д. тарелки
Лтеор
Ддейст = —~
Чт
(IV-35)
Метод Поншона. Этот метод позволяет при определении числа теоре-
тических тарелок учитывать различие в теплотах испарения компонен-
тов. В любом сечении участка адиабатической колонны (рис. 72, а), огра-
ниченного местами ввода или вывода материальных или тепловых пото-
ков, справедливы следующие уравнения, характеризующие материаль-
ный и тепловой балансы:
где I — энтальпия пара;
i — то же, жидкости.
G — g = const,
Gy — gx = const,
G/ — gi = const,
(IV-36)
Из этих уравнений получаем:
Gy — gx
------- — хл = const,
G —g я
GI — gt
G —g
= In = const.
(IV-37)
120
Процесс ректификация в колонне можно изобразить на диаграмме
/—х (рис. 72, б). Если соединить в диаграмме I—х точки, соответствую-
щие состоянию потоков пара и жидкости в одном и том же сечении колонны
прямыми полюсными лучами, то для рассматриваемого участка колонны
все они пересекутся в одной точке л, так называемом полюсе с координа-
тами /я. При этом для исчерпывающей части отношение отрезков
Рис. 72. Процесс ректификации:
а — в тарельчатой колонне; б — на
диаграмме 1—х.
л0 (п + 1)" и л0 (га + 1)', (см. рис. 72, б) равно отношению количеств
стекающей флегмы и поднимающегося пара в данном сечении колонны:
(«+ 1)* _ g
«о — (л+ О' G
Для колонны, показанной на рис. 72, а, координаты полюса укреп-
ляющей части лу будут следующими:
<lv-39>
Соответственно для исчерпывающей части:
I =Qd._____— i (IV-421
Я° Go ~ go	‘к	К-	(1V4Z>
Из уравнения общего теплового баланса колонны
В‘в +	= KlK + Л/А + ^коиа
следует, что
BiB = К1Щ, + А/п„.	(IV-43)
121
Из последнего уравнения следует, что точка,чпитания В всегда лежит
на так называемой главной прямой, соединяющей ©ба полюса. Пользуясь
правилом проекций, можно найти тепловые нагрузки испарителя и кон-
денсатора, отнесенные к 1 молю исходной смеси (см. рис. 72, б).
Минимальное количество флегмы, соответствующее наинизшему поло-
жению полюса лу, определяется предельным случаем, когда полюсной
луч сольется с изотермой, проведенной из точки В.
Поступающий на тарелку п пар имеет состав	являющийся
результатом идеального массообмена на тарелке (п — 1). На эту же
тарелку стекает жидкость состава X(n+i)« • Состояния потоков пара и жид-
кости между ступенями (п — 1) и п характеризуются полюсным лучом
л0 — (п — 1)", а между ступенями пи (п + 1) лучом л0 — (п + 1)'.
Одним штрихом обозначены состояния перед поступлением на тарелку,
двумя штрихами — при $ уходе с этой же тарелки. Пар поднимается
с n-й тарелки, будучи в идеальном случае в состоянии равновесия с жид-
костью, т. е. точки хП” и упг лежат на изотерме, причем хп- — x(n_iy
и Уп = У(п-н)'- Для построения изотерм пользуются вспомогательной
кривой, которая наносится на диаграмму I—х на основании данных
о фазовом равновесии. Число построенных изотерм соответствует числу
требуемых теоретических тарелок.
РАСЧЕТ ПРОТИВОТОЧНОГО ДЕФЛЕГМАТОРА
Процесс разделения в противоточном дефлегматоре изображен на
рис. 73.
Рабочая линия противоточного дефлегматора в диаграмме у—х всегда
будет кривой в отличие от рабочей линии адиабатической ректификацион-
Рис. 73. Процесс противоточной дефлегмации по диаграмме у—х:
а — противоточный дефлегматор; б — диаграмма у—х.
ной колонны. Тангенс угла наклона касательной этой линии, используя
уравнение (IV-21) (dG = dg), выражаем так:
Л/ _ £ у — г
т~ dx ~ G х — г"
(IV-44)
122
После подстановки z из уравнения (IV-20) получаем
т = -4-------------------------.	(I V-45)
У*—У\. J
Материальный баланс в любом сечении дефлегматора, включая
верх, дает соотношение
_L = £Z1^L.	(IV-46)
G х-ук
Таким образом, окончательное выражение для наклона рабочей
линии
. dy У —У*	1
у* — у\	J
В верхнем сечении дефлегматора, где образуется первая капля жид-
кости, нет, естественно, никакого ректифицирующего взаимодействия
между этой жидкостью и отходящим паром. Поэтому здесь z = х и урав-
нение IV-20 принимает вид
Уа~*а 1
Ук~ Ул	ех/К°-п—1*
(IV-48)
К этому выражению можно также прийти, исходя из уравнения
(IV-45). Наклон рабочей линии при g/G = 0 может иметь конечное зна-
чение лишь в том случае, когда выполняется условие
Ук — Ук
Из уравнения (IV-48) следует, что при малых значениях х//С0-п
концентрация первой капли жидкости приближается к равновесной у\,
а при больших значениях к//Со. п — к составу пара уА.
При определении конструктивных размеров противоточного дефлег-
матора часто используют зависимости, непосредственно включающие
в себя высоту аппарата. В бесконечно малом элемёнте дефлегматора
процесс описывается уравнениями:
x(z_y) =_JL. JL	(IV-49)
ИЛИ
dy У* —У
dh
\ as
7)-°-
(IV-50)
Для решения уравнения (IV-50) необходимо знать Ко. п в адиабатиче-
ской колонне с таким же контактным устройством. Для укрепляющих
пленочных колонн сопротивление массоотдаче со стороны жидкости не-
велико, так что Ко.„ можно принимать равным коэффициенту масеоот-
дачи в паровой фазе.
Для расчета процесса противоточной дефлегмации в полых трубках
общий коэффициент массопередачи можно определить по уравнению
Sr—	(,М1)
где d— внутренний диаметр трубки;
Ren — число Рейнольдса парового потока, рассчитанное по среднему расходу паро-
вого-потока <jCp, определенному из уравнения (IV-25);
Ргп — диффузионный критерий Прандтля парового потока.
123
Конструктивные размеры противоточного дефлегматора при заданной
степени разделения рассчитывают методом последовательных приближе-
ний по следующей схеме. Заданы исходные величины:
в: Ув', УА; хц\ y* = f(x),
где 7?, х%— количество и концентрация отводимой жидкости, кг/с.
Из материального баланса определяют количество отходящего пара:
A=BVb~Xr	(IV-52)
Уа~хВ
и количество отбираемой жидкости
R = B — A.	(IV-53}
Затем задаются средней скоростью движения пара в аппарате и
определяют необходимое поперечное сечение аппарата; по теплофизиче-
ским свойствам пара, взятым по средней температуре и средней концен-
трации, вычисляют коэффициент массопередачи; предварительно задаются
высотой аппарата h и определяют по формуле (IV-26) коэффициент конден-
сации х; выполняют построение рабочей линии на диаграмме у—х.
Заменяя в уравнении (IV-47) дифференциалы разностями, можно
записать для п участка:
А	А	ХП	1 УП	Хп / V/ К	\
Дхл =	Д^	у.—-у-	1	-7----— (е 7 °-"- 1)
уп [_ Уп Уп
(IV-54>
С помощью этого уравнения можно построить рабочую линию па
участкам, начиная с нижнего сечения дефлегматора, и определить
k
хА=хп+ Ъ ^Хп,	(IV‘55>
П=1
где k— число участков.
Концентрация должна соответствовать значению Хв, которое*
характеризуется точкой пересечения линии, построенной по уравнению
«/! = — ( еИ/К°- п — 1) х а + еХ/К°-п У A,	(I V-56).
с равновесной кривой на диаграмме у—х. В случае расхождения следует
задаться новым значением Л.
Подобным образом рабочую линию можно построить также с исполь-
зованием уравнения (IV-50).
ОСНОВЫ ГИДРАВЛИЧЕСКОГО РАСЧЕТА
РЕКТИФИКАЦИОННЫХ КОЛОНН
С СИТЧАТЫМИ ТАРЕЛКАМИ
Задача гидравлического расчета — определение
основных размеров тарелок (наружный и внутренний диаметры, диаметр»
и шаг отверстий, размеры переливного устройства), расстояния между
тарелками, обеспечивающих устойчивую работу колонны при возможно
меньшем гидравлическом сопротивлении потоку пара, а также выбор
наименьших основных размеров колонны (диаметр и высота) при работе
с ограниченным уносом жидкости потоком пара.
В момент прохождения пара через слой жидкости на тарелке воз-
никает так называемый барботажный слой. Барботажный слой — неодно-
родная парожидкостная система с весьма сложной структурой. Основным
параметром, определяющим структуру парожидкостного слоя на тарелке^
принято считать скорость движения пара шк, отнесенную к полному се-
чению аппарата.
124
Задаваясь значением te>K, на основе опытных данных находят диаметр
колонны D или ее свободное сечение F из уравнения
тт
G = FwK —	(IV-57)
где G— объем паров, поднимающихся по колонне в единицу времени.
Структура парожидкостного слоя зависит и от характеристики пер-
форации тарелки (диаметр и шаг отверстий). Эти параметры подбирают,
исходя из условия барботажа пара через все отверстия (нормальный
режим работы тарелки).
При определенном суммарном сечении отверстий в тарелке (живое
сечение тарелки) возможно проливание жидкости через них, т. е. образо-
вание процесса «дождевания». С уменьшением живого сечения жидкость
сначала проливается лишь через часть отверстий, затем возможно полное
прекращение проливания, но в этом случае барботаж идет не через все
отверстия (режим неустойчивой работы); наконец, при определенном зна-
чении живого сечения, а следовательно, и скорости движения пара бар-
ботаж осуществляется через все отверстия (нормальный режим работы).
Таким образом, скорость пара в отверстиях тарелки должна быть больше
некоторой минимальной величины. Минимально допустимая
действительная скорость движения пара в от-
верстиях пропорциональна разности уровней жидкости на тарелке
ют места поступления до места слива. Разность уровней обусловлена
двумя причинами: потерями напора на преодоление местных сопротивле-
ний и трения при течении жидкости по тарелке; выбранными размерами
.переливного устройства.
Дальнейшее уменьшение живого сечения и соответствующее увеличе-
ние скорости движения пара в отверстиях тарелки может привести к тому,
что пар начнет увлекать жидкость по колонне вверх, не давая ей стекать
{режим «захлебывания» тарелки). Причины захлебывания тарелки могут
быть различными. Из гидравлики переливного устройства следует, что,
пока уровень в переливном кармане ниже верхнего обреза подпорной
перегородки — незатопленный слив — высота жидкости в переливном
кармане не влияет на гидравлическое сопротивление тарелки. С момента
затопления слива увеличение скорости паров будет препятствовать сте-
канию жидкости, которая начнет накапливаться на верхней тарелке.
В результате может произойти прорыв пара в переливной карман, а затем
выброс жидкости из колонны.
Возможны также переброс жидкости потоком пара на вышележащую
тарелку, переплескивание жидкости вследствие волнообразования на
тарелках, полный подъем жидкости с тарелки паром с последующим
интенсивным уносом. Режим «захлебывания» тарелок исключается путем
соответствующего профилирования переливных устройств с учетом гидра-
влического сопротивления тарелки и выбора расстояния между тарелками,
исключающего переброс жидкости с пеной потоком пара.
Исходные данные для гидравлического расчета: G, g — количество
соответственно поднимающегося пара, стекающей жидкости, м3/ч; pG,
— плотность соответственно пара, жидкости, кг/м3.
Если при расчете процесса ректификации все расходы берутся в до-
лях от 1 нм3 перерабатываемого воздуха, то необходимо найти абсолют-
ные количества и привести их к рабочим условиям:
G=GHA	<IV-58)
Pg
_H
(,V-59)
fl
тде индекс «н» относится к нормальным условиям.
125
Наружный и внутренний диаметры тарелки. Наружный и внутрен-
ний диаметры тарелки рассчитывают, задаваясь средней скоростью дви-
жения пара, поднимающегося по колонне. Площадь тарелки FT (в м2):
Ft 3600шк ’
(IV-60>
где wK — скорость пара, м/с; для колонны предварительного разделения (высокого давле-
ния) wK= 0,1 <-0,27 м/с; для колонны окончательного разделения (низкого*
давления) на участке ниже ввода кубовой жидкости wK = 0,25-ь 0,5 м/с, а на
участке выше ввода кубовой жидкости wK = 0,3<-0,8 м/с. С ростом произ-
водительности скорость движения пара растет.
Наружный диаметр тарелки DB (в м):
(IV-61>
причем отношение внутреннего диаметра тарелки к ее наружному диа-
метру выбирают в пределах значений
= 0,33 + 0,43.	(IV-62)
Полученное значение наружного диаметра тарелки округляют до-
ближайшего нормализованного размера (см. листы 123—128), затем ана-
логично уточняют и внутренний диаметр тарелки. Более удобно после
вычисления площади кольцевой тарелки по формуле (IV-60) найти в нор-
малях (см. листы 123—128) соответствующие ей наружный и внутренний
диаметры.
Площадь сливного устройства. Площадь сливного устройства Fn,
(в м2) тарелки принимается равной
fn=(4’^"r)fT-	(IV-63>
При выборе площади сливного устройства полезно выполнить эскиз
тарелки, задавшись числом сливных устройств.
Суммарная площадь отверстий. Первоначально необходимо задаться
характеристикой перфорации тарелки — диаметром отверстий и шагом
между ними. Для большинства колонн принимают диаметр отверстий
d0 = 0,8 ^-0,9 мм. Для крупных колонн do 1,3 мм. Отверстия распола-
гают по ромбу с шагом t — 3,25 мм. В этом случае суммарная площадь /0
(в м2) отверстий:
/о = 0,91 (FT - Fn)-	(I V-64}
Скорость движения пара. Действительная скорость движения пара
а>0 (в м/с) в отверстиях тарелки:
Для работы тарелки всем сечением необходимо, чтобы действитель-
ная скорость пара в отверстиях тарелки была выше некоторой минимальна
допустимой величины, т. е.
18*0 > ®о. мин-	(lV-66>
Минимальная скорость пара, при которой отсутствует проливание
жидкости через отверстия, зависит от падения уровня (статического давле-
ния) жидкости на тарелке и находится следующим образом.
Подсчитывают напряженность сливной перегородки [в м3/(м-ч)1
по формуле
126
где L — -Д--количество жидкости, проходящей через слив, м3/ч;
b — ширина сливного порога по радиусу тарелки, м;
i — число переливных устройств на тарелке (обычно 1—3).
По вычисленной напряженности сливной перегородки принимают
величину т коэффициента расхода жидкости, проходящей через перелив
(при < 5 м3/(м-ч) т = 6400; при 10 м3/(м-ч) т = 10 000;
L
промежуточным значениям -у- соответствуют промежуточные значе-
ния /и).
Рис. 74. Основные типы переливных устройств:
а — с прямым переливным карманом; б — с отогнутой подпорной перегородкой;
в — с профильным карманом для безударного слива.
Определяют величину напора жидкости Лх (в мм) у сливной пере-
городки (напряженность слива):
А1 = 1000-^(-А-)2	(IV-68)
и падение статического давления (уровня жидкости) на тарелке АЛ (в мм)
ДА = (0,85Z1 +0,47*0-^,	(IV-69)
где — высота сливной перегородки, мм»
Обычно принимают г = 10—15 мм, причем меньшие значения —для
больших колонн. Минимальная скорость пара мин (в м/с) в отверстиях
тарелки при 500 мм:
,,v’70)
Если действительная скорость пара в отверстиях тарелки окажется
меньше минимальной, то необходимо изменить некоторые конструктивные
параметры тарелки: уменьшить do или D„ или уменьшить высоту сливной
перегородки zx; наконец, можно увеличить число переливных устройств i.
Гидравлическое сопротивление тарелки. Гидравлическое сопротив-
ление Ат тарелки потоку пара определяется по приближенному уравнению
Ат = Лд -Г Лет 4- Aq,	(IV-71)
где йд — динамическое сопротивление сухой тарелки, мм вод. ст.
йд = 0,093a>2pG,	(IV-72)
Лет — статическое давление столба жидкости на тарелке, мм вод. ст.
Аст = (0,195гх + 0,69Лх)	(I V-73>
hg—сопротивление поверхностного натяжения жидкости; для нижней колонны
и верхней части верхней колонны ha = 4 мм вод. ст.; для нижней части верх-
ней колонны ha — 5 мм вод. ст.
127
Расстояние между тарелками и размерами переливных устройств.
Для определения расстояния между тарелками и размеров переливных
устройств необходимо предварительно задаться принципиальной кон-
струкцией переливного устройства. Основные типы переливных устройств
приведены на рис. 74. Затем вычисляют критическую глубину йкр (в мм)
потока жидкости в переливном устройстве:
Принимают величину начального гидрозатвора
а = 5 4- 12 мм.	(IV-75)
Определяют минимальную высоту перегородки гидрозатвора (в мм):
г2. мин — ^Kp + a,	(IV-76)
причем коэффициент А берут из табл. 21.
Таблица 21
Тип
устройства
Глубина переливного устройства
Коэффи-
циенты
1,34 3,6
1,14 3,3
0,95 2,44
Лт
/ = 1,25 0,95 ?8— ?i + 1,68 йкр + 950-----}- 1,16
L	Рй
/= 1,25 0,95?2 —?i+ 1,68йкр +950—+ 0,7
Рй (г» — а)
Г	Лт	ftKD
/=1,25 1,71 ?2 — ?i— 0,76 а+ 950-------{-0,73-7—
L	Рй (г, —а)2
(г2—а)2
г.3
^кр
а
б
в
Минимальную глубину /мин (в м) переливного устройства вычисляют
по уравнению
/мин = 1,25 (влкр + 0,95а+950-^- - ?х 'j,	(IV-77)
\	Рй 7
причем коэффициент В берут из табл. 21. В том случае, если высота пере-
городки гидрозатвора z2 принята более г2>мин, например взят нормализо-
ванный размер, то глубину переливного устройства I следует вычислить
по соответствующей формуле (см. табл. 21). Кроме того, необходимо
убедиться в том, что проходное сечение гидрозатвора в наиболее узком
месте s не меньше, чем (z2 — а). Если в ректификационной колонне пред-
полагается по всей высоте установить однотипные тарелки, то в приведен-
ные выше уравнения подставляется максимальный имеющийся расход
жидкости.
Вычисленное значение глубины переливного устройства I еще не
может быть принято в качестве минимального расстояния между тарел-
ками. Необходимо, чтобы не было переброса жидкости с потоком пара
с нижележащей на вышележащую тарелку.
Расстояние Н (в мм) между тарелками, при котором практически
отсутствует переброс жидкости,
Н = НП + С.	(IV-78)
Высота пены Н„ (в мм) на тарелке
Нл = ?! + 3.53Й!.	(IV-79)
Высота С (в мм) свободного от пены пространства (сепарирующий
объем):
128
для колонны предварительного разделения
15t0K.
о,1 ;
(IV-80)
для колонны окончательного разделения
15аук
С 0,3 •
(IV-81)
Из двух рассчитанных значений I и Н следует выбрать большее
в качестве действительного расстояния между тарелками.
ПРИМЕРЫ РАСЧЕТА ВОЗДУХОРАЗДЕЛИТЕЛЬНЫХ АППАРАТОВ
Пример 1. Рассчитать по методу Мак-Кэба—Тиле и по методу Пон-
тона аппарат двукратной ректификации с вводом парообразного детан-
дерного воздуха в колонну окончательного разделения (рис. 75) для по-
лучения газообразного кислорода с концентрацией ук = 0,01 моль/моль
и азота с концентрацией уА = 0,98 моль/моль. Количество перера-
батываемого воздуха равно 1,84 кмоль/с. Количество детандерного
воздуха при 0=0,2 моль/моль состав-
ляет 0,368 кмоль/с. Среднее давление
в колонне предварительного разделения
равно 0,59 МПа, в колонне оконча-
тельного разделения 0,138 МПа. Со-
стояние подаваемого на разделение воз-
духа — сухой насыщенный пар. Воз-
дух рассматривается как двухкомпонент-
ная смесь, содержащая 0,21 моль/моль
кислорода и 0,79 моль/моль азота; в ма-
териальном и тепловом балансах аргон
условно отнесен к азоту. Провести гид-
равлический расчет колонн’ предвари-
тельного и окончательного разделения.
Материальные б а л а н-
с ы. Для расчета числа тарелок необ-
ходимо определить количество полу-
чаемого кислорода:
„ D уА-Уё	, 0,98-0,79
УА~УК	0,98 — 0,01
= 0,196 моль/моль, или 0,361 кмоль/с;
количество отводимого азота
Уа > 1а
Рис. 75. Аппарат двукратной ректи-
фикации воздуха:
А-= В — К — 1 — 0,196 = 0,804 моль/моль,
или 1,48 кмоль/с;
количество расходуемого воздуха
В = ~~ = . *	= 5,1 моль/моль.
л	и, 1 Уо
1 — колонна предварительного разделе-
ния; 2 — колонна окончательного разде-
ления; 3 — переохладитель; 4 —турбоде-
тандер.
На основании опытных данных принимаем концентрацию кубовой
жидкости xR = 0,62 моль/моль. Концентрация азотной флегмы равна
концентрации отводимого газообразного азота уА. Из колонны отбирается
обогащенная кислородом жидкость в количестве
— У о	J0,98 —0,79
R = (В — D) —-------= (1 — 0,2)	~ 0,422 моль/моль или 0,78 кмоль/с
— Xj^	0,Уо — O,bz
9 И. П Усюкин	129
и азотная флегма в количестве
N = В — D — R = 1 — 0,2 — 0,422 = 0,378 моль/моль, или 0,696 кмо ль/с.
Расчет числа тарелок по методу Мак-Кэб а—
Тиле. Рабочая линия колонны предварительного разделения опреде-
ляется уравнением (IV-32), поскольку рассматриваем только укрепляю-
щую часть. Это уравнение соответственно принятым обозначениям полу-
чает следующий вид:
R , , N	0,422	, 0,378 п QQ
У B — Dx ' В—Dyk 1—0,2х  1—0,2’°’ 8’
у = 0,528x 4- 0,463.
Производя построение (рис. 76), получим число теоретических таре-
лок пт = 8.
Для колонны окончательного разделения с несколькими вводами
или выводами материальных или тепловых потоков при выводе уравнения
Рис. 76. Определение
числа теоретических та-
релок по у—х-диаграмме
в колонне предваритель-
ного разделения.
рабочей линии какого-либо участка удобно пользоваться методикой,
которая рассматривается на примере участка между вводом кубовой
жидкости и верхом колонны (см. рис. 75). Составляют материальный
баланс по низкокипящему компоненту контура, проходящего через данное
сечение колонны I—I и включающего верх или низ колонны:
АУк + £ix = Nxn + °\У-
Уравнение рабочей линии
и.. Ь ^a~Nxn
у- G, х+ GV
Очевидно, что количество пара, поднимающегося по этому участку
колонны, равно количеству отводимого азота, уменьшенному на то коли-
чество пара, которое образуется при дросселировании азотной флегмы.
Обозначая долю испарившейся жидкости, которая определяется с учетом
переохлаждения по диаграмме I—х, через 1—6N имеем:
Gj = Л — (1 — 6N) N;
gi 6nN.
130
Уравнение рабочей линии для рассмотренного участка без учета незна-
чительного изменения концентрации азотной флегмы при дросселиро-
вании после подстановки численных значений, включая 6N = 0,94, при-
нимает следующий вид:
0,94-0,378	' , 0,804-0,98 — 0,378-0,98
У~ 0,804 —(1 —0,94)0,378 Х 0,804 — (1 — 0,94) 0,378 ’
у — 0,455х + 0,534.
Соответствующие вычисления для участка колонны между вводом
детандерного воздуха и вводом обогащенной кислородом жидкости при-
водят в сечении колонны II—II (см. рис. 75) к следующему уравнению:
6nN 4- 6^/?	Аук — Nxn — Rxr
У = 4-(1-6n)N-(1-S«)/? х +	’
___________0,94-0,373 4-0,89-0,422____ ,
У ” 0,804 — (1 — 0,94) 0,378 — (1 — 0.89) 0,422 Х +
,	0,804-0,98 — 0,378-0,98 — 0,422-0,62
+ 0,804—(1 — 0,94)0,378—(1—0,89)0,422 ’
у = 0,988х	0,211.
Для участка между низом колонны и вводом детандерного воз-
духа в сечении колонны III—III получаем:
6nN -8 8rR _ Кук
У bNN + 6RR-K 6nN-6r/? — К’
_	0,94-0,378 -ь 0,89-0,422
У~ 0,94-0,378 4-0,89-0,422 — 0,196 Х
0,196-0,01
0,94-0,378 4- 0,89-0,422 — 0,196 ’
i/= 1,365х—0,0037.
Рабочие линии колонны окончательного разделения построены на
рис. 77. При определении числа действительных тарелок по уравнению
(IV-34) рекомендуется пользоваться следующими численными значениями
к. п. д. тарелки для различных участков колонны, учитывающими влия-
ние аргона:
Колонна предварительного разделения ....	0,3—0,5
Колонна окончательного разделения:
нижний участок............................ . 0,2—0,3
верхний »	............................0,3—0,5
Расчет числа тарелок по методу Поншона.
Координаты полюса колонны предварительного разделения определяются
уравнениями (IV-39) и (IV-40), которые для данных условий принимают
следующий вид:
хл = xn;
Тепловая нагрузка конденсатора Оконд определяется из теплового
баланса колонны или графическим построением (рис. 78):
d)'b-n<n-^;
Оконд = (1 — 0,2) 9963 — 0,378-3809 — 0,422-5860;
Фконд -- 4057 кДж/кмоль,
откуда
/я = 3809 Ч	14 542 Дж/моль.
и,о/о
9
131
Графическое определение числа теоретических тарелок в колонне
предварительного разделения показано на рис. 78.
Рассчитываем число теоретических тарелок в колонне окончательного
разделения.
л.у, моль/моль
Составляя материальный и тепловой балансы контура, проходящего
через данное сечение колонны /—/ (см. рис. 75) и включающего верх
(или низ), получаем для участка колонны между местом ввода обогащен-
ной кислородом жидкости и верхом колонны:
G - g = А — N;
Gy — gx = Ayа — Nxn;
G/ — gi = Al д — Nijq.
J 32
Подставляя эти выражения в уравнения (IV-37) и (IV-38), определяем
координаты полюса:
Ъ А — N “
_ AIa — Nijq
Л1 “ А — N ‘
Через Г обозначена энтальпия переохлажденной жидкости, которая
определяется по тепловому балансу переохладителей. Итак:
0,804-8288 — 0,378-3056
0,804 — 0,378
= 12 911 Дж/моль.
Рис. 79. Определение числа теоретических тарелок в ко-
лонне окончательного разделения /—х; ^-диаграмме.
Соответствующим образом получаем координаты полюса в сече-
нии II—II для участка колонны между вводом детандерного воздуха
и вводом обогащенной кислородом жидкости
Л2 А — N — R ~
0,804-0,98 — 0,378-0,98 — 0,422-0,62
0,804 —0,378 — 0,422
= 3,9 моль/моль;
_ AIa — Nfjy — RiR ~
A-N-R ~
0,804-8288 — 0,378-3056 — 0,422-5400	п ,
------0,804--0,378 - 0,422--- =807 500 Дж/моль.
133
Для участка в сечении III—III между низом колонны и вводом де-
тандерного воздуха в соответствии с уравнениями (IV-41) и (IV-42) имеем:
хЯз = ук — 0.01 кмоль/кмоль;
л	4040
Ч =	---15 200 -	= - 5400 Дж/моль.
Полученные координаты полюсов участков колонны нанесены на
диаграмму (см. рис. 79). Число теоретических тарелок в каждом участке
равно числу построенных изотерм. Количество действительных тарелок
можно определить по уравнению (IV-34), приняв значения к. п. д. таре-
лок, рекомендованные выше.
Гидравлический расчет. Ниже приведен расчет колонны
предварительного разделения. Колонну окончательного разделения рас-
считывают аналогично.
Исходные данные в сечении IV—IV: В = 1,84 кмоль/с, или
192 000 кг/ч,— количество перерабатываемого воздуха; R = 0,78 кмоль/с,
или 83 100 кг/ч,— количество стекающей кубовой жидкости состава
xR = 0,62 моль/моль; Т = 99,6 К — температура в рассматриваемом сече-
нии; р = 0,59 МПа — среднее давление в колонне.
Предварительно необходимо рассчитать плотность пара (воздуха)
в действительных условиях:
zRT “ 0,86-8,32-103-99,6	23,1 КГ/м3;
плотность кубовой жидкости
Pg = 0,62pNz 4- 0,38рО2 = 0,62-690	0,38-1100 = 857 кг/мЗ;
нагрузка на тарелки в действительных условиях
Для определения наружного и внутреннего диа-
метров тарелки задаемся скоростью паров в колонне =
= 0,26 м/с:
3600и>к	3600-0,26
Ближайшие нормализованные тарелки имеют площади 5,157; 8,998
и 9,991 м2.
Для дальнейшего расчета выбираем тарелку с площадью 8,898 м2.
В соответствии с нормалями наружный диаметр тарелки З594_3 мм; диа-
метр колонны 3600 мм и внутренний диаметр 1206+2’5 мм.
При дальнейших расчетах принимаем:
Dn = 3,6 м; £>вн = 1,2 м; FT = 9,0 м2; Fn = Ve FT
Fr = 1,5 м2; диаметр отверстий dQ = 1,2 мм; шаг t = 3,25 мм.
Определяем суммарную площадь отверстий
/о = 0,91 (FT - Fn) = 0,91 (^1У (9,0- 1,5) = 0,930 м2.
Для трех нижних тарелок считают, что вследствие забивки отверстий
твердой двуокисью углерода сечение отверстий уменьшается на 50%, т. е.
f'o = 0,930-0,5 = 0,465 м2.
134
Действительная скорость пара в отверстиях тарелки
_ G	8310	. О7 .
w° 3600/;	3600-0,465	4,97 М/С'
Напряженность сливной перегородки
Т = (DH-DBH)i = (3,6- 1,2)3 = 26,9 м’/(м’ч)’
i = 3 — число переливных устройств.
Коэффициент расхода жидкости т = 10 000, так как > 10.
Величина напора жидкости у сливной перегородки
"‘““/(raw)’ =19-3“
Принимаем высоту сливной перегородки z, = 12 мм.
Падение статического давления жидкости на тарелке
Д/i = (0,852! + 0,47/ц)	= (0,85-12 + 0,47-19,3) 0,857 - 16,5 мм вод. ст.
Минимальная скорость пара в отверстиях тарелки
»о. ... - 0,67 У _ 0.67	- 0.58 «, с
w0 > шо. мин» т- е- тарелка работает всем сечением.
Подсчитываем гидравлическое сопротивление
тарелки:
hT = Ьд 4~ hCT 4~ /га;
Лд = 0,093tiy2pG — 0,093-4,972-23,1 -=53,0 мм вод. ст.
Лст = (0,195?, + 0 69Л,)	= (0,195-12 -f- 0,69-19,3) 0,857 = 13,4 мм вод. ст;
ho — 4 мм вод. ст.;
/гт = 53,0 -|- 13,4 -|- 4 — 70,4 мм вод. ст.
Для определения расстояния между тарелками и
размеров переливных устройств принимаем тип «а»
переливного устройства. Гидравлический затвор а -- 12 мм; высота под-
порной перегородки z2 = 42 мм.
Критическая глубина потока жидкости
(Ay.jr_4.25/26,9*. Г. _17.8м«.
Минимальная высота перегородки гидрозатвора
z2, мин === -^^кр Ч- я 1,34-17,8 4~ 12 = 35,8 мм,
где А = 1,34 — коэффициент для переливного устройства типа «а» (см.
табл. 21); г2эМИН < г2 = 42, поэтому расчет глубины переливного устрой-
ства выполняют по формуле
[h	h3
0,95z2 — Zi + 1,68Лкр 4- 950 — 4- 1,1 б -(—-
Pg	(г2 — а) .
= 1,25 Г0,95-42 - 12 + 1,68-17,8 + 950	+ 1,16 .-у*7,8--.;;. 1 = 179 мм.
L	оо/	J
Высота пены на тарелке
Нп = ?i + 3,53ft, = 12 + 3,53-19,3 = 80,2 мм.
Высота сепарирующего объема над слоем пены
135
Расстояние между тарелками, при котором отсут-
ствует переброс пены,
Н = Нп 4- С = 80,2 + 39 = 119,2 мм.
Гидравлический расчет в сечении V—V (см. рис. 75) аналогичен пре-
дыдущему. Отличие состоит в том, что не следует учитывать сокращение
сечения отверстий тарелки, так как двуокись углерода отмывается на
трех нижних тарелках. Целесообразно принять тот же диаметр тарелки
и сливное устройство с безударным входом жидкости (тип «в»). В этом
случае действительное расстояние между тарелками будет равно 160 мм.
Пример 2. Определить конструктивные размеры противоточного
дефлегматора, предназначенного для разделения В = 0,124 кмоль/с
(при р = 0,102 МПа и Т = 273 К) воздуха под давлением 0,255 МПа
на газообразный азот концентрацией 0,99 моль/моль и обогащенную кисло-
родом жидкость концентрацией 0,56 моль/моль по азоту.
Аппарат пластинчато-ребристого типа с удельной поверхностью а =
= 862 м2/м3 и эквивалентным гидравлическим диаметром d3 = 0,00464 м.
Определяем количество отходящего азота по уравнению (IV-52)
А = 0,124	= 0,0663 кмоль/с;
0,99 — 0,56
количество отбираемой жидкости по уравнению (IV-53)
R = 0,124 — 0,0663 -- 0,0577 кмоль/с.
Необходимое поперечное сечение аппарата определяем по формуле,
полученной из уравнения (IV-27),
(В —А) р^-22,4
S “ 2,3 lgB/4aycpp0’
где шср— средняя скорость пара, м/с;
PG— плотность пара по средней концентрации, кг/м3;
Pg — плотность пара при заданных условиях, кг/м3.
Принимаем доср = 0,9 м/с,
(0,124-0,0663)-1,27-22,4	_ __ 2
2,31g 0,124/0,0663-0,9-10,2	’	*
В принятых условиях высота, эквивалентная единице переноса масс
Но п = 0,093 м. Определяем по уравнению (IV-18) общий коэффициент
массопередачи
„	_ Оср _	(0,124-0,0663)	_ЛПП.._
asHo.n 2,3 1g0,124/0,0663.862.0,286-0,993	0,00456 моль/м -с
Принимаем высоту аппарата h = 3,6 м и рассчитываем по уравне-
нию (IV-26) коэффициент конденсации
Х = Зб^О^Яё^Т ' = °’000065 кмоль/м2.С;
obz-U,2ob* o,b
ех/Ло.п= 1,0163.
Строим рабочую линию, используя уравнение (IV-54). При этом
А	У а - У к 0,99 — 0,79
1ху =-------=------з--------= 0,025 моль/моль;
Л	О
Л Л по-0,99 —0,56 Г	0,79 — 0,56.	"1 Q
Д%1 = °’02° 0,99-0,79 L	0,808 -0.79 0.0163- 1)J = 0,043 моль/моль.
136
Определяем последовательно
х2 = 0,56	0,043 = 0,603 моль/моль;
у2 — 0,79 + 0,025 = 0,815 моль/моль;
—	[.-И-	--0,045
х3 — 0,603 4- 0,045 — 0,648 моль/моль;
у3 = 0,815 4- 0,025 = 0,84 моль/моль и так далее до х8; у8.
Рис. 80. Построение рабочей линий процесса противоточной дефлегмации на
у—х-диаграмме.
Таким образом, в результате построения рабочей линии, которое
показано на рис. 80, получаем в соответствии с уравнением (IV-55)
хА = 0,56 4- 0,415 = 0,975 моль/моль.
Прямая, построенная по уравнению (IV-56),
у\ = — (1,0163 — 1) хА 4-1,01630,99
пересекается с равновесной кривой в точке с абсциссой
ХА = 0,972 моль/моль.
Поскольку величины х& и хА достаточно хорошо согласуются, высота
дефлегматора определена правильно.
Г лава V
ТЕПЛООБМЕННЫЕ АППАРАТЫ
КЛАССИФИКАЦИЯ ТЕПЛООБМЕННЫХ АППАРАТОВ
И ТРЕБОВАНИЯ К НИМ
В основе классификации теплообменных аппаратов лежат следую-
щие признаки: принцип действия; род теплоносителей; изменение состоя-
ния теплоносителей; направление потоков теплоносителей; конфигурация
теплообменной поверхности; конструкция аппарата; назначение аппарата.
По принципу действия различают поверхностные и контактные тепло-
обменные аппараты.
В поверхностных теплообменниках теплоносители отде-
лены друг от друга стенкой или поочередно контактируют с одной и той же
стенкой, являющейся поверхностью теплообмена. Поверхностные тепло-
обменники подразделяются на рекуперативные и регенеративные.
Рекуперативные теплообменные аппараты представляют собой уст-
ройство, в которых теплоносители с .различными температурами текут
в пространстве, разделенном твердой стенкой. Направление теплового
потока в стенке остается неизменным. Такие аппараты в большинстве
случаев работают в стационарных условиях.
Регенеративные теплообменные аппараты представляют собой устрой-
ства, в которых одна и та же поверхность попеременно омывается то одним,
то другим теплоносителем. В период нагрева в стенках аккумулируется
тепло, которое затем в период охлаждения отдается вторичному теплоно-
сителю. Направление теплового потока в стенке периодически меняется.
Аппараты работают в нестационарных условиях.
В контактных аппаратах тепло передается при непосредствен-
ном контакте теплообменивающихся сред, при этом теплообмен, как
правило, сопровождается масоообменом. По принципу создания поверх-
ности контакта сред можно выделить из контактных аппаратов две группы:
аппараты, в которых жидкость распределена в газе, и аппараты, в которых
газ распределен в жидкости. В аппаратах первого типа жидкость распре-
деляется с помощью насадки, форсунок, сопел, механическим распылива-
нием или же разбрызгиванием. К устройствам второго типа относятся
барботажные аппараты.
В соответствии с видом теплоносителя различают теплообменные
аппараты типа «пар—жидкость», «жидкость—жидкость», «газ—жидкость»,
«газ—газ», «пар—пар».
По изменению состояния теплоносителей различают теплообменники
«без изменения агрегатного состояния», «с изменением агрегатного состоя-
ния одного теплоносителя», «с изменением агрегатного состояния обоих
теплоносителей».
В зависимости от направления потоков различают теплообменные
аппараты прямотока, противотока, однократного перекрестного тока,
смешанного прямо- и противотока, многократного перекрестного тока
и более сложных схем потоков. Схемы движения потоков в теплообмен-
ных аппаратах показаны на рис. 81.
138
По конфигурации поверхности теплообмена аппараты могут быть
трубчатыми с прямыми трубами, трубчатыми с витыми гладкими или
оребренными трубами, пластинчато-ребристыми, сетчатыми и др.
По конструкции аппарата теплообменники могут быть типа «труба
в трубе», кожухотрубные и без ограничивающего корпуса.
Часто теплообменные аппараты различают по их назначению — пере-
охладители х, испарители, конденсаторы, конденсаторы-испарители,
а также теплообменные аппараты для
переключающихся потоков.
Несмотря на большое разнообра-
зие видов и типов теплообменных аппа-
ратов, существуют основные требова-
ния, которые необходимо учитывать
при расчете и разработке теплообмен-
ной аппаратуры.
1. Достижение в теплообменнике
высокой интенсивности передачи тепла
при наименьшем гидродинамическом
сопротивлении; оба требования обычно
противоречивы, поэтому при конструи-
ровании аппарата необходимо находить
оптимальное решение.
2. Эксплуатационные требования:
малая засоряемость, удобство очистки,
ремонта; обеспечение герметичности во
избежание смешивания потоков; обе-
Рис. 81. Схемы движения потоков в
теплообменниках:
а — прямоток; б — противоток; в — одно-
кратный перекрестный ток; г — смешанный
прямо- и противоток; д — многократный
перекрестный ток.
спечение надежности аппарата.
,3. Конструктивные требования: надежная компенсация неодинако-
вых температурных удлинений корпуса и поверхности теплообмена;
компактность, простота и технологичность изготовления конструкции.
ОСНОВЫ РАСЧЕТА ТЕПЛООБМЕННЫХ АППАРАТОВ
ТЕПЛОВОЙ РАСЧЕТ. ОПРЕДЕЛЕНИЕ ПЛОЩАДИ ПОВЕРХНОСТИ ТЕПЛООБМЕНА
В основе теплового расчета лежат уравнения теплового баланса
и теплопередачи.
Уравнение теплового баланса. Для стационарного
режима и рекуперативного теплообмена без изменения агрегатного состоя-
ния теплоносителя изменение энтальпии потока вследствие теплообмена
определится соотношением
dQ = Gdi.	(V-1)
При G = const и конечном изменении энтальпии потока
Q = G(i"—Г),	(V-2)
где Q — тепловая нагрузка;
G — весовой расход;
Г, I"— удельные энтальпии на входе и выходе.
Без учета потерь тепла уравнение теплового баланса для элементар-
ного изменения энтальпии потоков
dQ = — Gjl dir = G2 di2,	(V-3)
или для конечных изменений
Q =	(V-4)
1 Укоренившийся в криогенной технике термин «переохладитель» следует признать
неудачным. В данной книге под переохладителем подразумевается аппарат, в котором
криогенная жидкость охлаждается ниже точки кипения на несколько градусов.
139
Уравнение теплопередачи.
Q = k MF	(V-5>
справедливо в предположении, что коэффициент теплопередачи k и раз-
ность температур между средами Д/ = tt— t2 постоянны по всей поверх-
ности теплообмена. В общем случае k и Д/ изменяются по длине тепло-
обменника. Величины k и Д/ = — /2 могут быть приняты постоянными
только в пределах элемента поверхности теплообмена dF.
dQ = kMdF,	(V-6)
или в конечной форме
Q = kMF,	(V-7)
где k и А/ — средние по поверхности F значения коэффициента теплопередачи и тем-
пературного напора между теплоносителями.
Из уравнения (V-7) определяют необходимую площадь поверхности
теплообмена
^ = Х.	(V-8)
k&t
Коэффициент теплопередачи для частного случая —
плоской стенки — находят из уравнения
k =-----’	(V-9),
—+У-^+—
с&1 X/ (х2
где 04 и а2— коэффициенты теплоотдачи со стороны первичного и вторичного тепло-
носителей;
у ----полное термическое сопротивление в общем случае многослойной стенки
1 1
с коэффициентом теплопроводности материала слоя, равным Лг-, и толщи-
ной слоя б/.
Средняя разность температур между потоками
определяется как среднелогарифмический температурный напор
Л<лог=^—(V-10)
где Д/g и А/м— соответственно большая и меньшая разность температур на концах
теплообменника.
Для облегчения расчетов вместо формулы (V-10) можно пользоваться
номограммой, представленной на рис. 82.
Для усложненных схем движения теплоносителей вводится поправка
8/, которая зависит от вспомогательных параметров Р и R, вычисляемых
по формулам:
Р — б^/б^акс,	(V-11)
7? =	(V-12)
где 6^ =	— Г1У б/2 = Г2 —
б/макс = G — К — температурные перепады соответственно прямого,
обратного потоков и максимальный между потоками.
Для теплообменника с многократным перекрестным током поправку zt
определяют по графику (рис. 83) при рассчитанных значениях Р и R.
Уточненное значение средней разности температур вычисляют по
формуле
А? =	(V-13)'
где А/лог находится по схеме противотока. При числе ходов больше 4—5 8/ = 1.
140
Рис. 82. Номограмма для определения среднелогарифми-
ческой разности температур при прямотоке и противо-
токе.
Рис. 83. Зависимость поправки &t от параметров Р и 7?.
Если теплоемкость, хотя бы одного из потоков, в процессе теплооб-
мена изменяется более чем на 10%, температурный напор следует опреде-
лять как среднеинтегральный методом графического интегрирования.
Сущность метода заключается в следующем. Из уравнения (V-6) для ьго
элемента поверхности теплообмена можно записать
или в конечном виде
Q
г, f dQi
f=JW	(V-15>
о
Переходя к конечным разностям и разбивая теплообменник на п участ-
ков с равными AQ, в формуле (V-15) заменяем интеграл конечной суммой:
Рис. 84. К определению среднеин-
тегральной разности температур.
'-2^-	<v,6>
1
При — const и AQ = —
Q \\ J
i
С другой стороны, площадь поверх-
ности теплообмена
Приравнивая (V-17) и (V-18), получаем
д' = -^-----•	(V-19>
Графическое интегрирование удобно проводить в координатах Q—7\
Из теплового баланса первого по ходу расчета участка при заданных поте-
рях тепла в окружающую среду (или теплопритока из окружающей среды)
AQ0. с = находят изменение энтальпии потока переменной теплоем-
кости и соответствующую ему температуру на конце участка. Последова-
тельное рассмотрение участков теплообмена приводит к некоторому зна-
чению температуры прямого потока на конце теплообменника. По резуль-
татам выполненного расчета строят изобары потоков (рис. 84).
Из полученного графика возможно точнее определяют средние вели-
чины по участкам. Затем суммируют обратные им величины и вычи-
сляют истинную разность температур по формуле (V-19).
При необходимости в повышенной точности расчета учитывают изме-
нение коэффициента теплопередачи. Для этого рассчитывают коэффициент
теплопередачи каждого участка. В этом случае площадь поверхности
каждого участка определяется следующим образом:
д/?‘=го-	(V‘2O>
КI 1Л 4 i
Необходимая площадь поверхности теплообмена
п
1
(V-21)
142
РАСЧЕТ КОНЕЧНЫХ ТЕМПЕРАТУР ПОТОКОВ
Такую задачу обычно приходится решать при поверочном расчете.
В основе расчета лежат уравнения теплового баланса и теплопере-
дачи, рассмотренные ранее. При заданных водяных эквивалентах пото-
ков W-! и W2	коэффициенте теплопередачи k, площади поверх-
ности теплообмена F и двух температурах находят две неизвестные тем-/
пературы. Расчет ведут по уравнениям, приведенным в приложении 2,
где в кружках даны неизвестные температуры.
Для величин А и В, входящих в уравнения (см. приложение 2), дей-
ствительны соотношения:
для прямотока
t-
— =-----------I 1 — с
К rx + UZ2 L1
= ~	Г 1 _ р (u/i + uz2) kF
t{—t2	L
для противотока
„ f.-r,
A = t--1'	----i--i--’
1	2	1—^1	~ kF
W2
e(uz2 uzt) kF
^2
Величины А и В определяют по графикам, представленным на рис. 85,
86, 87. Уравнения, приведенные в таблице, справедливы при следующих
допущениях:
количества и удельные теплоемкости потоков постоянные;
коэффициент теплопередачи по поверхности теплообменника не из-
меняется;
теплообмен протекает без фазовых превращений потоков;
теплообмен с окружающей средой и тепловой поток по стенкам аппа-
рата вдоль потоков отсутствуют.
ГИДРАВЛИЧЕСКИЙ РАСЧЕТ
Основная задача гидравлического расчета теплообменных аппара-
тов — определение величины потери давления теплоносителя при про-
хождении его через аппарат.
Полный напор потока
Ар = Артр + Tj АрМф с + Аруск + Арсм.	(V-22)
В общем случае потери давления на преодоление сил трения Дртр
рассчитывают по формуле
<v-23)
или
ро>2 F
^Pvp-f ~2
где L — полная длина канала;
d3— эквивалентный диаметр, d3 = 4S/u;
S — поперечное живое сечение канала;
и — смоченный периметр поперечного сечения;
5, f— коэффициенты сопротивления от трения, безразмерные величины, характе-
ризующие соотношения силы трения и инерционной силы потока;
F — площадь поверхности теплообмена;
w—скорость движения потока.
143
Рис. 86. К расчету ко-
нечных температур пото-
ков при противотоке.
Коэффициент сопротивления от трения определяется режимом тече-
ния и шероховатостью труб.
Местные сопротивления определяют по формуле
Дрм.с = ?-^->	(V-24)
где £— коэффициент местного сопротивления.
Потерю напора Друск, обусловленную неизотермичностью потока
и появлением вследствие этого ускорения потока, находят по формуле
ДРуск = Р2Ш2 - рИ’	(V-25)
где подстрочные индексы относятся: 1 — к входному сечению, 2— к выходному сечению
потока.
Для небольших значений ДТ нагрева капельных жидкостей Друск <
Др и поэтому Друск не принимается во внимание.
Если аппарат сообщается с окружающей средой, то появляется сопро-
тивление самотяги Дрсм, которое вычисляют по формуле
Дрсм = ± g (р — Ро) Н,	(V-26)
где Н — расстояние по вертикали между входом и выходом канала;
р и р0 — средние плотности теплоносителя и окружающей среды;
£=9,81 м/с2, (+)—при движении теплоносителя сверху вниз, (—)—при
движении снизу вверх.
Если теплообменник включен в замкнутую схему, то Дрсм = 0.
ТРУБЧАТЫЕ ТЕПЛООБМЕННИКИ
В отечественных воздухоразделительных установках используют
преимущественно два типа рекуперативных трубчатых теплообменных
аппаратов: витые поперечноточные (гладкотрубные и оребренные) и кожу-
хотрубные с прямыми гладкими трубками. Применяют также комбини-
рованные теплообменники.
Основным критерием выбора прямотрубной или витой конструкции
является величина тепловой нагрузки аппарата.
В установках малой и средней производительности, где тепловая
нагрузка на аппарат Q *=== 3000 Вт, применяют прямотрубные теплообмен-
ники. В этом случае параметры, характеризующие техническое совершен-
ство аппарата (масса, компактность, стоимость основных материалов),
удовлетворительные. Кроме того, прямотрубные аппараты проще и тех-
нологичнее в изготовлении, имеют диаметр в 1,5—2 раза меньше, чем ви-
тые, при той же тепловой нагрузке. Небольшой прямотрубный аппарат
можно установить на технологических трубах, в результате чего упро-
щается монтаж и сокращается объем технической документации. Эти
преимущества становятся более ощутимыми, когда при изготовлении аппа-
рата используются алюминиевые сплавы.
В установках большой производительности, когда тепловая нагрузка
на аппарат Q > 3000 Вт, применяют витые конструкции теплообменных
аппаратов, имеющие значительно большую компактность, меньшее число
труб, меньшие размеры трубных решеток, массу и стоимость при тех же
тепловых нагрузках.
Прямотрубные теплообменники. Эти теплообменники могут быть
жесткой и нежесткой (например, со свободным перемещением одной
из трубных решеток) конструкций. Теплообменники нежесткой конструк-
ции применяют, чтобы избежать температурных деформаций. Прямотруб-
ные теплообменники выполняют без перегородок или с поперечными пере-
городками в межтрубном пространстве, которые обеспечивают поперечное
обтекание пучка труб. Наибольшее распространение получили конструк-
ции теплообменников с сегментными и концентрическими перегородками.
10 И. П. Усюкин	145
Сегментные перегородки представляют собой диски с отверстиями для
труб, причем часть диска отрезана, а концентрические перегородки состоят
из попеременно установленных колец и дисков.
Прямотрубные теплообменники воздухоразделительных установок
показаны на листах 129, 130, 131. Особенности конструкций этих аппара-
тов обусловлены их назначением.
На листе 129 представлен прямотрубный теплообменник для подо-
грева воздуха горячей водой, циркулирующей в межтрубном пространстве.
Циркуляция и нагрев воды в подогревателе происходят с помощью паро-
струйного эжектора 7. Под действием пара, поступающего в эжектор,
вода отсасывается из нижней части подогревателя, смешивается с паром
в эжекторе и снова подается в верхнюю часть подогревателя. Медные
трубы теплообменника закреплены в стальных трубных решетках мягким
припоем. Для компенсации температурных деформаций принята кон-
струкция с плавающей верхней трубной решеткой. Уплотнение между
патрубком, подводящим воздух, и верхним днищем межтрубного про-
странства сальниковое.
Прямотрубный теплообменник, представленный на листе 130, при-
меняемый в установках низкого давления, обеспечивает кроме процессов
нагрева и охлаждения также и вымораживание СО2 из петлевого потока
воздуха. В межтрубном пространстве установлены перегородки для
изменения направления движения воздуха и создания лучших условий для
кристаллизации двуокиси углерода вследствие поперечного омывания
труб. Внутренняя обечайка 6 обеспечивает уменьшение живого сечения
пространства и увеличение скорости движения воздуха. Все элементы
аппарата выполнены из нержавеющей стали.
Прямотрубный подогреватель кислорода, изображенный на листе 131,
применяется в установках низкого давления. Кислород подогревается
благодаря конденсации насыщенного воздуха в межтрубном пространстве
аппарата. Основные элементы аппарата выполнены из алюминиевых спла-
вов. Трубы закреплены в трубной решетке при помощи ар гонно-дуговой
сварки.
Витые теплообменники. Различие в конструкциях витых теплообмен-
ников обусловлено техническими требованиями и условиями работы аппа-
ратов, в частности конструкционными материалами, агрегатным состоя-
нием и свойствами веществ, рабочим давлением, числом потоков и органи-
зацией их движения.
Намотка гладких труб на сердечник может быть: плотной при тх >• d2,
т2 = d2, разреженной при тх >> d2, т2 > d2; шаговой при тх = d2, та >
> d2 (рис. 88).
Наиболее эффективны теплообменники с разреженной и шаговой 1
намотками. Аппараты с плотной намоткой применяют, когда необходимо
обеспечить минимально возможную его высоту.
При изготовлении теплообменников с плотной и разреженной намот-
ками для обеспечения расчетного шага в радиальном направлении тх
между слоями труб устанавливают гладкие прокладки (проставки).
Для обеспечения шага в осевом направлении т2 применяют шаговые про-
кладки с дистанционными бугорками, или выступами (прокладки Джиока).
Вместе с ними на слой труб обычно укладывают несколько гладких про-
ставок или проволоку той же толщины.
Газ повышенного давления (или жидкость) проходит обычно по трубам
и охлаждается холодным газом низкого давления, движущимся в меж-
трубном пространстве. Намотка труб на сердечник производится в радиаль-
ном направлении, а газ в межтрубном пространстве движется в осевом,
в результате чего обеспечивается поперечное обтекание пучка труб и
1 Теплообменники с шаговой намоткой еще недостаточно хорошо изучены и в оте-
чественных криогенных установках не применяются.
146
существенно повышается интенсивность процесса рекуперации тепла.
Расчетное расстояние между слоями труб соблюдают с помощью дистан-
ционных прокладок и проставок, с одной (верхней) стороны сердечника
устанавливают заглушку. Для обеспечения фиксированной высоты
намотки к концам сердечника приваривают ребра, или бандажи. В этих же
местах при намотке производятся крепление труб хомутами и вывод их
к коллекторам; приваривают также вспомогательные пластины, образу-
ющие концентрические кольца соответственно слоям намотки. К этим
Рис. 88. Намотки витого теплообменника:
а — плотная; б — разреженная; в — шаговая; г — из оребренных трубок без прокладки; д — из
оребренных трубок с прокладкой; е — оребренная трубка; обозначения: dc — наружный диаметр
сердечника; dt (^вн) — внутренний диаметр трубки; d2 (dH) — наружный диаметр трубки; dp ~
диаметр ребра; — радиальный шаг навивки трубок; т2 — осевой шаг навивки трубок; тр — шаг
ребер; бр — толщина ребра; 6ПК — толщина прокладки.
пластинам и прихватывают прокладки. Ребра, бандажи и трубные решетки
жестко соединяют между собой с помощью технологических тяг, которые
после завершения намотки можно отрезать. Трубы вводят в отверстия
трубных решеток и затем опаивают их концы.
Особое внимание следует уделять уплотнению по наружному слою
намотки. Для этого можно использовать ложную обечайку, плотно обтя-
гивающую намотку, либо обмотку наружного слоя шнуровым уплотнитель-
ным материалом, например асбестом.
Трубы размещают в трубной решетке в зависимости от материала,
диаметра и толщины трубы в соответствии с табл. 22.
Типичные конструкции отечественных витых теплообменных аппара-
тов воздухоразделительных установок и их краткая техническая характе-
ристика приведены надрис. 89—91.
10*	147
Витой двухпоточный теплообменник среднего давления из гладких
стальных труб и со стальным корпусом показан на рис. 89. Намотка
разреженная, но может быть использована и плотная. Площадь тепло-
передающей поверхности этого аппарата может изменяться в широких
пределах, что позволяет использовать его для различных целей.
Таблица 22
Материал труб	Материал трубной доски	Наружный диаметр и тол- щина стенки труб, мм	Шаг отверстий в трубной доске, мм
Х18н:от	Х18Н10Т	10X1	14
Х18Н10Т	Х18Н10Т	10X1,4	17
Х18Н10Т	Х18Н10Т	16X2	24
АД1М	АМцС	12X1,5	18
АМцС	АМцС	13X2,5	22
Конструкция теплообменника высокого давления типа «труба в трубе»
(рис. 90) оригинальная; она позволяет компактно организовать трехпо-
точный теплообмен в воздухоразделительных установках небольшой
производительности, работающих, как правило, с насосом жидкого кисло-
Рис. 89. Витой теплообменник среднего давления из гладких труб со стальным корпусом:
площадь поверхности теплообмена — 1560 м2; диаметр аппарата D = 1400 мм; диаметр сердечника
Dj = 325 X 8 мм; размеры трубки — 10 х 75; 10 х 1,5 мм; количество трубок п = 1555; высота на-
мотки Н = 3910 мм; число рядов труб —43; число секций — 1.
рода. В трубках под высоким давлением движется кислород; в кольцевом
зазоре — воздух высокого давления; в межтрубном пространстве — азот
при давлении, близком к атмосферному. В качестве разновидности такого
аппарата используется двух- или трехпоточный теплообменник с кольце-
выми коллекторами. Коллекторы представляют собой толстостенные трубы,
согнутые в кольца, к которым приварены муфты. В каждую муфту вводят
трубку и пропаивают коллекторы. Конструкция таких теплообменников
проще, но небольшое число трубок обеспечивает площадь поверхности
теплообмена лишь до 45—50 м2.
Трехпоточный теплообменник высокого давления, в котором есть
секция труб для дополнительного потока, изображен на рис. 91. Конструк-
ция витого теплообменника позволяет выполнить четыре-пять секций
с потоками различного давления.
148
Характерная особенность теплообменников высокого давления —
массивные трубные доски, а также коллекторы значительной толщины,
но относительно небольшого диаметра.
Конструкции витых теплообменников, изготовленных из оребренных
труб, показаны на листах 132, 133, 134.
Подогреватель кислорода, изображенный на листе 132, применяют
в установках низкого давления. В оребренных трубах конденсируется
Рис. 90. Витой теплообменник высокого давления типа «труба в трубе»:
площадь поверхности теплообмена — 7-е-42 м2; диаметр аппарата D = 210 -н 310 мм; диаметр сер-
дечника = 80-j-160 мм; размеры трубки — 5 X 1; 10x1,5; 12 х 2 мм; количество трубок п =
= 13-7- 37; высота намотки Н — 530 -г- 1300 мм; число труб — 5 — 9; число секций — 1 — 2.
воздух под давлением 0,6 МПа. Теплообменник имеет ложную обечайку;
пространство между ложной и наружной обечайками (корпусом) аппарата
герметичное (узел II). В отличие от предыдущих конструкций гладкотруб-
ных теплообменников в качестве технологических тяг здесь использованы
Рис. 91. Витой трехпоточный теплообменник высокого давления с отводом труб для до-
полнительного потока:
площадь поверхности теплообмена — 4<-200 м2; диаметр аппарата D = 260^500 мм; диаметр
сердечника = 100ч? 150 мм; размеры трубки — 10x1,5 мм; количество трубок п = 180^200;
высота намотки Н = 400-ь 3000 мм; число рядов труб — 6 — 200 мм; число секций — 2 — 3.
трубки небольшого диаметра, которые приварены к трубным решеткам
и донышкам сердечников. Для разгерметизации сердечника в нижнем
донышке делают сверления. На потоке низкого давления у этих аппаратов
установлены патрубки большого диаметра. Заделка труб в решетки не
представляет сложности, так как на концах труб оребрения нет.
Переохладитель жидкости, в частности азота (см. лист 133), также
выполнен из оребренных труб (ребра на стороне газового потока), так
149
как коэффициент теплоотдачи между стенкой и газовым потоком меньше,
чем между стенкой и жидкостью. Особенность конструкции переохлади-
теля — применение двух коллекторов для ввода жидкого азота. Это позво-
ляет уменьшить габариты аппарата и упростить монтаж. Охлаждающая
жидкость выводится с торца, в связи с тем что патрубок для входа холод-
ного газообразного азота значительно меньше патрубка для выхода.
Сердечник скреплен с обечайкой с помощью косынок и колец, приварен-
ных к наружным концам ребер сердечника.
а
Теплоноситель
прямого потока
Рис. 92. Малогабаритный витой теплообменник из трубок, оребренных проволокой:
а — общий вид; б — намотка в разрезе: 1 — трубка; 2 — проволочное ребро; 3 — обечайка; 4 —
сердечник; 5 — уплотняющий шнур; е — трубка, оребренная проволокой.
DH — наружный диаметр навивки; dc — внутренний диаметр сердечника; а2 — наружный диаметр
трубки; dn — диаметр проволоки; Tj — радиальный шаг навивки; тг — осевой шаг навивки; Тр —
шаг*оребрения.
Переохладитель жидкого азота фирмы «Линде» (см. лист 134) харак-
теризуется внутренним расположением трубных решеток, которое упро-
щает конструкцию кожуха аппарата.
Примером комбинированного теплообменного аппарата может слу-
жить трехсекционный переохладитель-подогреватель, представленный на
листе 135. Секции охлаждения кубовой жидкости (большая) и азотной
флегмы (малая) витые; причем вход и выход азота (флегмы) осуществляется
двумя параллельными потоками. Третья, нижняя, секция (подогрева-
тель) прямоточная; воздух конденсируется в межтрубном пространстве.
В первых двух секциях охлаждающий газообразный азот проходит в меж-
трубном пространстве, а в третьей секции — в трубном. Этот аппарат свар-
ной конструкции. Он выполнен полностью из нержавеющей стали.
В малогабаритных криогенных системах, которые обеспечивают
высокоэффективную работу специальных электронных и радиотехниче-
ских устройств, применяют витые многорядные поперечноточные тепло-
обменники из трубок малого диаметра, оребренных проволокой. Эти
теплообменники наиболее полно удовлетворяют специфике работы мало-
150
1ST
Примечание. Трубка никелевая по ГОСТ 13548—68. Проволока медная по ГОСТ 2112—62.
170-ЗЗПР	80-ЗЗПР	55-ЗЗПР	55-19ПР	55-15ПР	55-10ПР	31-10ПР	Обозначение поверхности
	р	р	р	р	р	р	Наружный диаметр трубки d2t
	оо	Ъх	Ох	СП	ох	Со	ММ
		сп	ОХ	Ох	Ох		
	р	р	О	О	р	О	Внутренний диаметр трубки dlt
м		4^				ьэ	
		ОХ	Ох	Ох	ох		
о	о	О	О	О	р	р	
со	со	со					Диаметр проволоки dn, мм
Со	со	со	со	ОХ			
	>—	»_		1—			между ребрами Тр, мм
		to			to		
ьо	>—	р	р	О	р	р	между трубками поперек	g
	—	со	to	СП ОХ	ох ох	Со	потока Tlt мм	и
ГО	-	►—*	р	р	р	р	между трубками вдоль
Ъх	ел	оо	со		сп оо	4^	потока т2, мм
5я	со	р	р	р	ь-	»—	Длина проволоки на 1 м трубки
00 00	Й	Ъ>	со Ох	ьо ох	со оо	2	^пр/^тр’ м/м
р	О	о	О	о	о	О	
о 2	8	,647	,476	со сп	ьо ст>	ьо СО	Эквивалентный диаметр dQt мм
to	ю	р					
	Со	Ъэ	00	СП	Со	4^	площади наружной поверх- о
	ю о	4^	Ох	о со	о	со	ности трубки F^JFW м2/м2 н
								 Б
							
							«
							X
со	ьо	Со	ьо	и-		ю	площади внутренней по-	Л
ьо	"сп	ьо	ьо	"со	Ъ>	ьо	верхности трубки F2[FXt	я
4^	сп	со	оэ	сп			м2/м2	5
							.Е 	 to
							14
							среднему сечению свобод-
4*.	ел	сп	00	>—*	Ох		ного объема при Н — 1 м
8 О	со о о	ьо о	о о	со 8	8 О	700	r2/f’. 0’ м2/“!	f
								 X
							X
							о
							Хс
to о	СО со	СО	о	Ох to	g	2?	полному объему намотки	д
8	о	О	8	Оо О	о	о о	Ft/V, м’/м’	S ф
								 X
							
							о
О			р	to	со	р	X
	Тт»	ъ>	ьо			оо	массе намотки F2/M, м2/кг
о	ел	СП	оо			СП	
си							
о	о	о	о	о	о	о	Отношение свободного объема
Ъх	ел	Ъ>	сп		со		к полному объему намотки
	СП		ох		о	Со	Vc. o/v’ м8/м»
Таблица 23
габаритных криогенных систем благодаря высокой компактности и малой
массе. Конструкция теплообменника показана на рис. 92. Диаметр тру-
бок, как правило, не превышает 2 мм, а диаметр оребряющей проволоки
изменяется в пределах от 0,1 10"3 м до 0,33 10-3 м. У этих теплообмен-
ников делают не меньше трех слоев трубок в намотке и не меньше десяти
рядов трубок в слое. Минимальные значения диаметра сердечника в за-
висимости от диаметра трубки приведены ниже.
Диаметр трубки d2, м	0,3-10"3	0,55-10"3	0,8-10“3	2,0-10“3
Диаметр сердечника dc, м	5-Ю”3	8-10“3	10-10"3	15-10"3
Пространство между сердечником и первым слоем трубок, а также
между последним слоем трубок и обечайкой уплотняют капроновой
леской, хлопковым или фторопластовым шнуром. Иногда для лучшего
уплотнения последний слой трубок дополнительно обматывают фторопла-
стовой пленкой.
Существует несколько типоразмеров теплообменной поверхности,
геометрические характеристики которых приведены в табл. 23.
ОСНОВЫ РАСЧЕТА ТРУБЧАТЫХ ТЕПЛООБМЕННИКОВ
РАСЧЕТ ВИТЫХ ГЛАДКОТРУБНЫХ И ОРЕБРЕННЫХ
ТЕПЛООБМЕННИКОВ
Коэффициент теплоотдачи от потока теплоносителя в трубах
к стенке находят с помощью следующих зависимостей:
для ламинарного режима движения при Rex < 2300 и постоянной
температуре стенки,
di
если Рег 12,
Nux = 3,66,	(V-27)
а при Рех > 12
Nu1=l,61 ^Pej-^~у/3(V-28)
(при изменении температуры стенки по линейному закону Nux = 4,36);
для турбулентного режима движения при
104 < Rer < 2-106, 0,6 < Ргх < 100
Niij = О.ОгЗРе^Рг?’^-	(V-29)
В переходной области движение потока неустойчивое, а процессы
гидродинамики и теплообмена нестабильные, что отражается на точности
расчетов. В этой области (2300 < Re < 104) коэффициент теплоотдачи
можно найти из уравнения для охлаждаемого потока
Nu> = WPr°,37e«-	(V'30)
При нагревании потока Рг возводится в степень 0,4.
В формулах (V-27)—(V-30)
n wYdx __	n vx
Rer=—!—-, Nu=—i-A pr—_A_
Pe = RePr — соответственно числа Рейнольдса, Нуссельта, Прандтля,
Пекле, vx, аг — соответственно коэффициенты теплопроводности, вяз-
кости (кинематический) и температуропроводности.
В формулах (V-27)—(V-30) определяющий размер — внутренний
диаметр трубы dx, определяющая температура — средняя температура
152
потока t19 определяющая скорость — скорость потока в трубе wl9 =
= I-т-1,8	— поправка на кривизну трубы. Для промышленных витых
гладкотрубных теплообменников принимают скорость в трубах газо-
вых потоков от 4 до 15 м/с, жидкостных — от 0,5 до 2 м/с.
На коэффициент теплоотдачи в межтрубном пространстве существенно
влияют геометрические характеристики намотки.
Коэффициент теплоотдачи в межтрубном пространстве с учетом
геометрических характеристик намотки определяют с помощью эмпи-
рических зависимостей вида
Nu2 —-4Re£.	(V-31)
Для промышленных витых гладкотрубных теплообменников рекомен-
дованы относительные шаги намотки в радиальном и осевом направлениях
СТ1 = а2 = 1, 2,
________ Tj	Т2
где С1=_ а2=—,
здесь Tj — шаг намотки в радиальном направлении;
т2— шаг намотки в осевом направлении;
d2 — наружный диаметр трубы.
Значения геометрических параметров коэффициента А и показателя
степени а берутся из табл. 24 и 25.
Таблица 24
Вид намотки	Относитель- ные шаги навивки		Предельные изменения числа Re2 в опытах	Значения коэф- фициентов в уравнении вида NUs = A Re“		Значения коэффициен- тов в уравне- нии вида Ен/п = = В Re~b	
	<Т1 |	| а2		А	1 °	В	ь
Плотная	1,15	1,0	2 000—10 000	0,0185	0,95	8,1	0,21
Разреженная	1,1	1,2	1 000—8 000			33,8	0,21
»	1,2	1,2	1 000—26 000	0,083	0,85	5,6	0,10
»	1,15	1,3	1 500—4 000			6,4	0,1
Шаговая	1,0	1,2	800—44 000	0,009	1,10	19,4	0,1
»	1,0	1,4	1 000—8 000	0,100	0,88	19,2	0,1
»	1,0	1,6	1 000—7 000	0,100	0,88	17,1	0,1
»	1,0	1,8	1 000—7 000	0,195	0,80	13,7	0,1
Примечание. Для теплообменников с плотной и разреженной намоткой пределы приме-
нения расчетных зависимостей могут быть при необходимости расширены до Re2 = 30-103.
Скорость в среднем сечении свободного объема межтрубного про*
странства как для гладкотрубных, так и для оребренных теплообмен-
ников принимают равной 0,4—5 м/с.
Коэффициент теплопередачи, отнесенный к наружной площади по-
верхности гладкой трубы, при d^ld-^ 6
1	. u2 I_
ai dl «2
а отнесенный к площади оребренной поверхности F2> вычисляется по
уравнению
J Л . J_-	<v-33>
«1 Л “а
где	Fi~ ndi — площадь внутренней поверхности трубы длиной
в 1 м;
— площадь наружной поверхности оребренной трубы
длиной в 1 м.
F2 — nd2 + -у (dp — d2) —
153
Таблица 25
Размер трубы за- готовки D3ar, мм	Наружный диаметр ребра rfp, мм	Диаметр несущей поверхности dt, мм	Внутренний диаметр трубы Ji, мм	Средняя толщина ребра бр, мм	Отношение шага к числу ребер tp/«p	Коэффициент ореб- /**2 рения ф = —— Г 1	Толщина прокладки бпк.» мм	Пределы изменения числа Re2 в опытах	Уравнение по теплооб- ; мену Nu2 = = 4Ref	
									А	а
8X1,5	10,7	6,1	4,7	0,38	1,6/625	5,05	0,5	1 000-е-5 000	0,133	0,89
10X1,5*	13	9	7	0,34	2,0/500	3,53	—	—	0,093	0,89
12X2,0 *	18	10	8	0,40	2,5/400	5,61	—	—	0,148	0,89
12X2,0	17	10	8	0,4	2,0/500	7,15	б/пр.	470ч- 5 090	0,07	0,82
12X2,0	17	10	8	0,4	2,0/500	7,15	2,0	400-е-5 200	0,059	0,82
12X2,0	14,3	10	8	0,4	1,85/540	4,75	б/пр.	500-е-4 500	0,120	0,74
12X2,0	14,3	10	8	0,4	1,85/540	4,75	2,0	490—4 800	0,120	0,74
12X2,0	16,5	8,6	7	0,4	2,0/500	8,3	б/пр.	5 000-^15 000	0,07	0,82
12X2,0	16,5	8,6	7	0,4	2,0/500	8,3	2,0	5 000-е-12 000	0,059	0,82
Примечания: 1. Скорость потока в межтрубном пространстве w2 отнесена к среднему
сечению свободного объема. В качестве определяющего размера принят наружный диаметр несущей
поверхности d2. Физические константы отнесены к средней температуре потока.
2. Модели, помеченные звездочкой, не испытаны. Значения коэффициентов Ава взяты по
аналогии с первой моделью.
В формулах (V-32) и (V-33) опущено отношение -р1-, учитывающее
термическое сопротивление материала труб, в связи с тем, что при ах
и а 2 < 600 Дж/(м2-К) оно не оказывает заметного влияния на коэффи-
циент теплопередачи.
Расчетное значение необходимой площади поверхности теплообмена
в соответствии с формулой (V-8) увеличивается обычно на 25—30%.
Конструкционный расчет производится в последовательности, при-
веденной в табл. 26
Таблица 26
Определяемая величина
Среднее сечение свободного объема
межтрубного пространства (индекс «н»
здесь и далее означает нормальные
условия — 760 мм рт. ст. и 0° С) . . .
Диаметр сердечника (большее значе-
ние диаметра принимается для тонко-
стенных труб)......................
Удельное свободное сечение намотки
из труб:
гладких .......................
оребренных.....................
Площадь поперечного сечения тепло-
обменника, м2......................
Расчетный наружный диаметр на-
мотки, внутренний диаметр обечайки
Число слоев намотки (округляется до
целого числа) .....................
Истинный наружный диаметр на-
мотки .............................
154
Формула
j. ___ ^2Нр2И
'с-°	3600р2ш2
dc = (10 4- 20) d2
,	,	0,785 ,2
/уд = 1Г^—
Т-11-2
3 = 0,785^ + -^-
/уд
°Н. Р = К 0,785
„ ___	^Н. р--
Пг--------2^
DK = dc ~Ь 2nz • Ti
Продолжение табл. 26
Определяемая величина
Отличие проходного сечения от тре-
буемого (при А/ > 5—10% тепловой
расчет следует скорректировать) . . .
Высота намотки, м (0 — угол наклона
труб к диаметральной плоскости),
град...............................
Число труб (расчетное значение округ-
ляется до целого числа в пределах
(1=1=0,05) лтр с учетом правила раз-
мещения труб в решетке)............
Средняя длина трубки в намотке
(пр — коэффициент запаса) ....
Число заходов в слое (Рсл — сред-
ний диаметр слоя)..................
Число рядов труб в слое ...........
Средний радиус закругления змее-
вика, м............................
Число витков трубы в слое . . . .
Длина трубы в каждом слое . . . .
Формула
D2 — d2 \
__ н с \
D2 — d2 I
н.р с/
100
2zijpZ/QpT 2
лл2 (DH + dc) cos 0
__ 2птрт2
лл2 (DH -j- dc)
___________^IhPih____
Tp 3600-0,785^9!
__ FnP
Cp " Лб/2Птр
„	 2лтрРсл
nz (Ph 4- ^с)
Я cos P
n =-------—
~i~
пзах
^сл ~ ^-^сл^в
Исходя из полученных результатов конструкционного расчета составляется таблица на-
мотки.
Гидравлическое сопротивление трубного пространства
(V-34)
где | — коэффициент сопротивления от трения;
— поправка к коэффициенту сопротивления на кривизну змеевика, опреде-
ляемая с помощью рис. 93.
Коэффициент сопротивления от трения рассчитывают по следующим
формулам.
При ламинарном режиме течения потока и выполнении условия
Re<Re- = 25,9/(A),/48
a-JJ-.	(V-35)
Если выполняется условие
Rej > Re** =
217,6 — 382,4 lg-A
_________________dl
Д/dj
155
Т°	3.7d1V-	(V'36)
При ламинарном режиме течения потока и при Re* < Rex < Re**
коэффициент g находится с помощью рис. 94. Шероховатость Д для раз-
личных труб можно определить по справочным данным х.
Re
Рис. 94. Зависимость
1= f (Re,
\ «1 /
При турбулентном режиме течения потока и при 4 • 10s < Rex < 105
коэффициент g вычисляют по формуле Блазиуса
^ = ^3-’	(v-37)
при 104 < Rex > 10® — по формуле Никурадзе
5 = 0,0032 + 0,221 Re0,273.	(V-38)
Гидравлическое сопротивление межтрубного пространства гладко-
трубных теплообменных аппаратов определяют по формуле
Др2 = п p2wl	(V-39)
где п — число рядов труб в слое;
Eu	h
—— — В Re^“ — коэффициенты В и b для теплообменных аппаратов с различ-
п	ными характеристиками намотки приведены в табл. 24.
Гидравлическое сопротивление межтрубного пространства оребрен-
ных теплообменных аппаратов определяют по уравнению V-39, в котором
= 10 Relf0’27.	(V-40)
1 Идел ь чи к И. Е. Справочник по гидравлическим сопротивлениям. М.—Л., 1950.
156
Пример расчета витого теплообменника с оребренными трубами
приведен ниже.
Пример. Расчетная схема теплообменника представлена на рис. 95, характеристики
оребренной трубы — на рис. 88, е.
Исходные данные: рабочее вещество в трубном и межтрубном пространствах —
воздух; расход его в трубном пространстве = 2000 м3/ч, в межтрубном Vz = 6220 м3/ч,
а температуры на концах теплообменника: Т{ = 160 К, Т; = 100 К, Т'{ = 103 К,
Г; =116,6 К.
Средние температуры потоков:
Т1 ср = 2^+221 = 1315 К; Т2 с₽ = юо + 116.6	108 3 к
Средние давления потоков: р1ср = 0,554 МПа; ргср — 0,54 МПа. Разности темпе-
ратур при противотоке: большая Д/g = 43,4 К; меньшая Д/м = 3,0 К; среднелогариф-
мическая (по рис. 82) Д(пог = 15,2 К.
Конструкционная характеристика аппарата: диа-
метр сердечника dc — 0,3 м; поперечный шаг намотки
= 0,0185 м, продольный шаг — Та = 0,0165 м; тол-
щина прокладки 6ПК = 0,002 м, диаметр трубы несу-
щий dz — 0,0105 м; диаметр трубы внутренний dr =
= 0,007 м; шаг ребра тр = 0,002 м; толщина ребра
6р = 0,0003 м. Все термодинамические и теплофизи-
ческие данные, необходимые для расчета, берутся из
соответствующих диаграмм.
Определяем тепловую нагрузку
Q = V1Ph (/' — f") = 2000 -1,205 (155,7 — 91,3) =
= 43111 Вт,
Рис. 95. Расчетная схема теп-
лообменника.
где рн — 1,205 кг/м3, прич20° С и 760 мм рт. ст.;
*1 = - 2g = 155,7 кДж/кг
и = ——— = 91,2 кДж/кг — соответственно энтальпии воздуха на входе в труб-
ное пространство и на выходе из трубного пространства (находим по Т—S-
диаграмме).
Определяем коэффициент теплоотдачи от потока в тру-
бах к стенке
Физические параметры воздуха при Тср=131,5К, Р1ср = 0,554 МПа
коэффициент сжимаемости z = 0,946;
плотность
PicP	0,554-106 1ССС
pl~ zRjTlcp ~ 0,946-287-131,5 “ 5,55 КГ/М ’
коэффициент динамической вязкости
= 9,0-10-6 Па-с;
коэффициент теплопроводности
= 0,0121 Вт/(м-К);
теплоемкость
СР. = Т{ —	= 160— Гоз 103 = 1130 Дж/(кг-К).
Число Прандтля
Число Рейнольдса
no ^i^iPi 8,2.0,007-15,55
Kei ~	9,0-10-6
= 8,2 м/с (принято и корректируется в процессе расчета)
Средний радиус закругления змеевиков
R = (10 4- 15) dp = 10-0,0165 = 0,165.
157
Характер движения потока
ReKp = 2300 + 10 500 (’3 = 2300 + 10 500 (-^^-У’3 = 6590;
\ А /	\ U.1OO /
Ret > ReKp — движение турбулентное.
Число Нуссельта
Nux = 0,023-Re°'8Pr°’48„ = 0,023-991 ОО0’80,84°’4 (1 + 1,80- 9,997	= 230.
\	0,loo /
Коэффициент теплоотдачи
u-j	v,UU/
Определяем коэффициент теплоотдачи
в межтрубном пространстве аг
Физические параметры воздуха при ТзСр = 108,3 К, ргср = 0,54 МН/м2:
коэффициент сжимаемости г == 0,88;
плотность
_ Р2 ср	0,54-106
Рг г/?2Т2Ср	0,88-287-108,3 ~ 9,65 Кг/м ’
динамический коэффициент вязкости
|х2 = 7,45-10"6 Па-с;
коэффициент теплопроводности
Л2 = 0,0101 Вт/(м-К);
теплоемкость
=41ГбЗТоо8 •103 = 1320 Дж/(кг.К),
3154	.
где = 29 = Ю8,7 кДж/кг
2520 Q п /
и i2 = —29—	кДж/кг — соответственно энтальпии воздуха на входе в меж-
трубное пространство и на выходе из него.
Число Рейнольдса
_ w2d2p2 _ 0,577-0,0105-19,65 _1fiOnn
р.2	-	7.45-10-«	- 16000.
Число Нуссельта
Nu2 = A Ref = 0,059-16 0000-82 = 166,5.
Значения А и а определяют из табл. 25.
Коэффициент теплоотдачи
п ___ Nu2X2
2 — ~
а2
Коэффициент теплопередачи
k- 1	_________
1	>	1 — 1 7 л ,
аг ф+а2 3987,4 + 160,0
Расчетная площадь поверхности теплообмена
Q _ 43 111 _„„2
р А:Д/ЛОГ 40,2-15,2	70,8 
Площадь поверхности с учетом запаса 15%
F= 1,15FP = 70,8-1,15	81,4 м2.
166,5-0,0101	_ ,, 2
0,0105 = 160,9 Вт/<м2-Ю-
1	-j— = 40,2 Вт/(м2-IQ-
Выполняем конструкционный расчет аппарата
Площадь среднего сечения свободного объема межтрубного пространства
/с. о —
^рн =	6220-1,205
3600р2да2	3600-19,65-0,577 и-1от ш
158
Удельное свободное сечение
,	,	0,785 Гл . / .2	.2\ «р 1	.	0,785
1	ТГЧ	2) Тр J 0,0185-0,0165 Х
X Го,ОЮ52 + (0.01652—0,01052)--^^1 =0,654 м2.
Площадь поперечного сечения
S„, - ода,? + fa - 0.785.0,3-	0,352 м-.
Расчетный наружный диаметр
л — 1/" *$сеч _	п fi7
°н-р V 0,785 — 0,785	0,67
Число слоев намотки
DB. р — dc 0,67 — 0,3
”z =	2^	= 2-0,0185 = 10’
Истинный наружный диаметр намотки
DB = dc + 2пгХ! = 0,3 + 2-10-0,0185 = 0,67 м.
Количество труб
„ 4У1Ря	2000-1,205__________
’Р	3600tt>1P1ndf ’ 3600-8,2-15,55-0,785-0,0072
Средняя длина трубы в намотке
, _ F _ ПО
ср л^рПтр	3,14-0,0165-137	°’ м’
Высота намотки
и___	_ 2-137-15,4-0,0165 __о 9Q м
и2л (DH + dz) 10-3,14 (0,67 н- 0,3) “ ’
Число рядов труб в слое
2 29
" =	- ТЯПГ -
Приводим гидравлический расчет аппарата
в трубном пространстве
Коэффициент сопротивления трения
Поправка на кривизну змеевика
•у = I-1-
Гидравлическое сопротивление трубного пространства
Д₽1 = £1 (х)	= 0.0178-1,1- ^^оооУг8,22 -Ю~* = о,0224 МПа.
В межтрубном пространстве
Ей
Отношение-----
п
— = В Rer* = 10-16 000-0,27 = 0,734.
п 2
Коэффициенты В и b берем из табл. 24.
Гидравлическое сопротивление межтрубного пространства
Др2 = п (-^—) р2®2 = 139-0,734-19,65-0,5772-10—6 = 0,000665 МП?.
159
РАСЧЕТ ПРЯМОТРУБНЫХ ТЕПЛООБМЕННИКОВ
Коэффициент теплоотдачи от теплоносителя в трубах определяют,
пользуясь следующими уравнениями:
для ламинарного режима течения
Nuj = O.lTReJ’^Pr^Gr?’1,	(V-41)
Р — коэффициент объемного расширения;
d — определяющий размер (внутренний диаметр трубы);
для турбулентного режима течения при >50
Nuj = 0,023Re°’8Pr?’4.	(V-42)
В переходной области при 2300 < Rex < 6 -103 можно применять
эмпирическую зависимость (V-30) без учета поправки на кривизну труб.
На интенсивность теплообмена в межтрубном пространстве суще-
ственно влияет конструктивное выполнение теплообменного аппарата.
В теплообменниках с перегородками осуществляется поперечное
обтекание пучка труб.
В этом случае коэффициент теплоотдачи в межтрубном пространстве
рассчитывают по следующим уравнениям:
при коридорном расположении труб в пучке
NU2 = (0,151 -ь 0,156) Re3’6Pr3»33,	(V-43)
при шахматном расположении труб в пучке
Nu2 = (0,191 4- 0,198) Re^6Pr3’3.
(V-44)
Определяющими параметрами являются эквивалентный диаметр
межтрубного пространства и скорость потока в минимальном сечении.
Эквивалентный диаметр определяется по формуле
Рн — Птр4
d3 = ——
#Тр#2
Минимальное сечение
сегментных перегородках
f__________________________
Гмин— дрД1 х
при
(V-45)
(V-46)
при концентрических перегородках
2Vh / d2 \
(V’47)
где V — полный объем трубчатки аппарата;
h— расстояние между перегородками;
L — высота трубчатки;
DK— внутренний диаметр кожуха при наличии внутренней обечайки, охватываю-
щей трубчатку, DK = £>н;
т— шаг труб;
d2— наружный диаметр трубы.
В межтрубном пространстве без перегородок обтекание пучка труб
продольное. В этом случае процесс конвективного теплообмена рассчиты-
вается по формуле (V-42) с учетом влияния взаимного расположения труб
Nu2 = 0,023Re°>8Pr^4^-^-у38	(V-48)
Определяющие параметры те же, что и в предыдущем случае.
Потери давления во внутритрубном пространстве обусловлены в основ-
ном сопротивлением трения. В межтрубном пространстве, помимо сопро-
тивления трения, существенную роль играют и местные сопротивления.
160
При движении потока в кольцевом пространстве аппарата типа
«труба в трубе» процесс теплообмена рассчитывают с помощью уравнения
Nu2 = 0,015 Re^Pr®’33 (^S-V’25,	(V-49)
\ ®2 /
где dBH — внутренний диаметр наружной трубы;
d2 — наружный диаметр внутренней трубы.
В качестве определяющего размера используется эквивалентный
диаметр, в данном случае равный
= б/Вд • 6^2*	(V-50)
Иногда в прямотрубном аппарате осуществляется процесс теплооб-
мена при конденсации одного из теплоносителей. Если конденсация про-
исходит в вертикальных трубах, средний коэффициент теплоотдачи вы-
числяют по теоретической зависимости Нуссельта
а = 0,943 У/ 8Рж„*Г.,	|(V-51)
где рж, Рж, г—теплофизические свойства жидкости при температуре конденсации;
А/— разность температур «стенка—пар»;
Н — высота труб;
g = 9,81 м/с2.
Коэффициент теплоотдачи, вычисленный по формуле (V-49) в среднем
на 20% ниже опытных значений.
На основе обобщения экспериментальных данных Кутателадзе было
предложено уравнение
а =
1,13
£Рж^жг
Р-ж^ Ы 9
(V-52)
справедливое для малых скоростей пара, когда (адр)п < 30.
При конденсации теплоносителя в межтрубном пространстве средний
коэффициент теплоотдачи определяют по формуле
а =
/ РЯ3 \ 0.413
0,013
п I I
\ ж /
(V-53)
РАСЧЕТ ОРЕБРЕННЫХ ТЕПЛООБМЕННИКОВ
МАЛОГАБАРИТНЫХ КРИОГЕННЫХ СИСТЕМ
Для определения коэффициента теплоотдачи ах от потока в трубном
пространстве целесообразно задаваться не скоростью, как это тради-
ционно делается при расчетах теплообменных аппаратов, а величиной
потери давления в трубе на единицу длины &p-JLlcp. В этом случае,
используя опытные данные, можно несколько упростить расчеты. Зна-
чения Дрх/L^p при соответствующих величинах Т1ср, Т{—Т\ и р1ср
приведены в табл. 27.
Таблица 27
Теплоноситель	Г1ср.. К	К	Р\ ср» МПа	Apt/Llcp> МПа/м
Водород, азот	250—150	250—100	10—20	(0,2—5)-105
Водород	50—30	70—40	12—18	(0,1—2)- 10s
	250—100	250—40	1,5—3,0	(0,05-0,15). 108
Гелий	150—50	60—20	1,5—3,0	(0,02—0,1). 10s
	20—10	20—4	1,5—3,0	(0,05—0,2). 10s
	10—6	4—2	0,8—2,0	(0,03—0.1). 10s
И И. п. Усюкин
161
Массовую скорость потока В трубном пространстве вычисляют по
модифицированной зависимости Дарси—Вейсбаха:
при ламинарном режиме течения, при Кег < 2300
(®р)1 = 0,0312 (	\ А ,	(V-54)
\ ср /
при турбулентном режиме течения и частично в переходной области
при 4-103 < Rex < 1-Ю5
, а	ч ЯЪ25Л
В предварительном расчете коэффициент, учитывающий влияние
кривизны змеевика намотки на гидравлическое сопротивление, еЛ = 1.
В области 2300 < Ret < 4-10®, где течение в трубе носит неустойчи-
вый характер, с достаточной точностью можно использовать зависимость
(V-55), хотя значение скорости для данного Дрх получится несколько
заниженным.
Число труб в теплообменнике определяют по формуле
Птр =	.	(V-56)
В соответствии с округленным до целого числа количеством труб
в окончательном виде уточняют значения (дар)1 и ^pxILXzp.
Коэффициент теплоотдачи аг определяют с помощью зависимостей
(V-27)—(V-30) с учетом режима течения рабочего вещества в трубе.
Поправку на кривизну 8# в предварительном расчете принимают равной
единице.
Процессы теплообмена и гидродинамики в межтрубном пространстве
таких теплообменников изучены недостаточно. В случае04	а2, имеющем
место для данных теплообменников, целесообразно для определения а2
и k задаваться величиной
i/ = */a2.	(V-57)
В табл. 28 приведены ориентировочные значения уп для предвари-
тельного расчета при различных средних давлениях прямого и обратного
потоков.
Таблица 28
Среднее давленье потока в трубном пространстве р1ср. МПа	Среднее давление потока в меж- трубном прост- ранстве р2 ср» МПа	Уп
0,1— 2,0	0,1	0,5—0,6
2,0—10,0	0,1	0,6—0,8
10,0—20,0	0,1	0,7—0,9
В соответствии с температурой потока в межтрубном пространстве
теплообменника и выбранным типоразмером теплообменной поверхности
по табл. 29 определяют рабочую область значений чисел Re2.
Уравнение для расчета теплообмена в межтрубном пространстве
j2 = cTR^\	(У-58)
где /2 = St2 Рг|/3—фактор теплоотдачи Кольборна (по второму потоку), St—число
Стэнтона;
ст, тт— константы уравнения; их выбирают для соответствующего тепло-
обменника по табл. 30.
162
Таблица 29
Тип поверхности	*2 ср> К	Область Re2	Тип поверхности	7-2 ср. К	Область Re2
ЗЫОПР			31-10ПР		
55-10ПР			55-10ПР		
55-15ПР	100—300	20—100	55-15ПР	4—100	100—500
55-19ПР			55-19ПР		
55-ЗЗПР			55-ЗЗПР		
80-ЗЗПР )	100—300	30—120	80-ЗЗПР 1	4—100	120—500
170-ЗЗПР J		30—150	170-ЗЗПР J		150—700
Чтобы определить массовую скорость потока в среднем сечении
свободного объема межтрубного пространства, используют выражение
для гидравлического сопротивления. Окончательная формула для расчета
массовой скорости:
при т = znT	_______________
И>)2= / _ДР2----------------;	(V-59)
I/	*2 — 12 В С
у Д^ср	У
при т =/= тг для водорода и гелия
(«<-от-г+2 =	.	(V-60)
1/ Тг — Т'ч. В с / d9 \m~mt
|/ ДРср  у ’ ст \ ц2 )
В уравнениях (V-59) и (V-60) Д/Ср — средний температурный напор
между средами
в = Рг2/3/2р.
Значение Др2 принимают в зависимости от технологических пара-
метров установки.
После нахождения (дар)2 вычисляют значение Rea и сравнивают с при-
нятыми. Если найденное число Re2 выходит за пределы рабочей области,
следует выбрать другой диапазон и повторить расчет.
Коэффициент теплоотдачи а2 рассчитывают по формуле
—	рг2/3	’
(V-61)
а затем вычисляют коэффициент теплопередачи.
В области криогенных температур миниатюрные теплообменники
данной конструкции имеют пренебрежимо малое термическое сопротивле-
ние ребра и стенки трубы по сравнению с термическим сопротивлением
со стороны обратного потока. Поэтому коэффициент теплопередачи можно
рассчитывать по формуле (V-33). Величину отношения берут из
табл. 25.
Соотношение (V-57) должно удовлетворять условию 0,9«/п у
1,1уп. В случае несоблюдения указанного условия в окончательном
расчете следует задаться новым значением уп.
Площадь поверхности теплообмена
р_____Q и в_________р2
2~ £Д?ср и 1 - (Fg/Fj) •
(V-62)
Запас принимают равным 20—30%.
Потери давления в трубном пространстве
До — ( нам \ г
PlHaM-\ Licp ) LCp.
(V-63)
и
163
Таблица 30
Обозначение поверхности	Пределы Re2	f = cRef		Пределы Re2	/^Re^T	
		С	т		ст	1 тт
ЗЫОПР	20—100	15,1	—0,56	40—200	0,0074	0,28
	100—400	3,0	—0,21			
55-10ПР	20—100	16,5	—0,56	20—110	0,009	0,25
	100—300	3,3	—0,21	110—300	0,0776	0,21
55-15ПР	20—100	13,8	—0,56	20—100	0,011	0,3
	100—500	2,8	—0,21	100—400	0,112	0,21
55-19ПР	20—100	11,3	—0,56	20—100	0,03	0,09
	100—500	2,27	—0,21	100—500	0,116	—0,21
55-ЗЗПР	20—100	7,1	—0,56	20—50	0,018	0,26
	100—500	1,45	—0,21	50—500	0,11	—0,21
80-ЗЗПР	30—120	10,5	—0,56	30—130	0,02	0,17
	120—500	2,0	—0,21	130—500	0,127	—0,21
170-ЗЗПР	30—150	28,0	—0,56	50—150	0,075	—0,1
	150—700	4,8	—0,21	150—600	0,137	—0,21
Если значение Др1нам значительно отличается от заданного, нужно
принять новое значение Др1Нам/МсР и расчет повторить.
Влияние кривизны змеевика на интенсивность теплоотдачи и сопро-
тивление учитывается с помощью коэффициентов
р =	₽ — Nuifl
£пр ДРпр ’ т Nunp 9
где Nunp, £пр> АРпр—соответственно число Нуссельта, коэффициент сопротивления
трения и гидравлическое сопротивление при течении газа в пря-
мой гладкой трубе;
Nil!#, ZiR, &P1R — значения этих же величин с учетом влияния кривизны змеевика.
Коэффициенты е и ет определяют с помощью графиков (рис. 96—98)
в зависимости от отношения
Шр
при соответствующем числе Reb
где Dcp — средний диаметр намотки.
С учетом вышеизложенного вычисляют новые значения величин:
alR = а1ет» ^PiR ~ &Р1 нам®,
k = 1 /72\-------Г“ ’	=	(V’64)
О1Я \ гГ/
Затем сравнивают значения у%, Дрх^ и уп, Др1нам. Расчет считается
удовлетворительным, если
1 »0*Vn yR^ 1Л Ут & ^PiR ~ ^Pie — Api нам-
Геометрические характеристики слоев намотки рассчитывают по
формулам, приведённым ниже.
Определяемая величина
Средняя длина одной трубы
в намотке....................
Среднее сечение свободного
объема намотки ..............
Фронтальное сечение намотки
Формула
т =	1
1ср ЯС^Птр
f - G* •
Zc‘° (a»Ph’
о __ fc. О
Ф Оф)
fc. о/5ф = vc. o/v — нахо-
дят из табл. 23
164
Рис. 96. Зависимость ко-
эффициента гидродинами-
ческого сопротивления £
от Ret для различных
значений djDZp при тече-
нии потока внутри изог-
нутых труб (змеевиков)
и в прямой трубе.
Рис. 97. Зависимость
Ф4и — 3,66
- Pjl/З от Rei для
различных значений
^1/РСр при течении по-
тока внутри труб (змее-
виков) и в прямой трубе.
Обозначения см.
на рис. 96.
Рис. 98. Зависимость
Nu/Pr1/3 от Rej для раз-
личных значений djDzp
при течении потока вну-
три изогнутых труб (зме-
евиков) и в прямой трубе.
Высота намотки
Диаметр сердечника.........
Наружный диаметр намотки
Средний диаметр намотки . . .
Fdfc.o .
м:.о ’
ь>сР-----g----
Г2//с. о — определяют из
табл. 23
(принимается)
Число слоев труб в намотке
Число рядов труб й слое, число
витков ......................
п2 =---------------; Если пг окажется нецелым
числом, следует задаться
новым значением d^.
Я—(d2 + 2dnp)
пв —-----; Шаги и т2 берутся из
т^2
табл. 23
Средний диаметр Z-го слоя £>Сл. i ~	+ 2dnp + ^2 +	1 — номер слоя,
4-2?! (пг — 1);	/=1,2,.. ., пг.
Число труб в /-м слое, (заход-
ность)..................... пзах. t = ^22. • •~1*— ; Нецелое число ПзаХ, t- округ-
пг иСр
ляется так, чтобы соблюда-
лось равенство — п39Лл(Пг9
Число витков одной трубы
в i-м слое................. л» £ =----------2—
пзах. i
Длина витка трубы в /-м слое	ZBt г- =
Длина одной трубы в /-м слое
Масса намотки теплообменника
без сердечника...............
Объем намотки теплообменника
без сердечника...............
— V(яРсл> г)2 + (лзах. iT2)2
^тр. i —	£^в, i
FJM — определяют из
табл. 23
Ft .
(F2!V) ’
F2!V — находят из табл. 23
л,______F 2
Мт ~ (F2!M)
V =
В предварительном расчете не рекомендуется делать указанные
по ходу изложения методики корректировки. Расчет следует довести
до конца, затем внести все необходимые поправки и выполнить оконча-
тельный расчет.
ПЛАСТИНЧАТО-РЕБРИСТЫЕ ТЕПЛООБМЕННИКИ
Пластинчато-ребристые теплообменники являются одними из наи-
более совершенных аппаратов по массовым, габаритным, конструкцион-
ным и эксплуатационным характеристикам. Эти теплообменники приме-
няют в установках для получения этилена, водорода, разделения воздуха,
гелиевых ожижительных и рефрижераторных установках-
Широкое и возрастающее распространение пластинчато-ребристых
теплообменников обусловили следующие основные преимущества этих
аппаратов:
высокая компактность поверхности теплообмена, достигающая в неко-
торых конструкциях 1500—2500 м2 в 1 м8 свободного объема; возможно
увеличение компактности до 8000 м2/м8 и выше за счет уменьшения шага
и высоты насадки;
166
возможность применения алюминиевых сплавов с удешевлением
стоимости и уменьшением массы аппарата;
относительная простота организации многопоточного теплообмена
в одном блоке;
большая длительность периода между переключениями потоков
в реверсивных теплообменниках воздухоразделительных установок (до
20—30 мин), что приводит к уменьшению потерь сжатого воздуха в 2—
2,5 раза в сравнении с потерями в регенераторах;
малая теплоемкость пластинчато-ребристых теплообменников, позво-
ляющая сократить продолжительность периодов пуска и отогрева уста-
новки.
Рис. 99. Элементы пластинчато-ребристого теплообменника:
а — отдельный канал; б—пакет каналов в собранном виде; в — оребряющий элемент
с прерывистыми ребрами.
Основная рабочая часть пластинчато-ребристого теплообменника —
многослойный пакет (рис. 99), в котором между плоскими проставочными
листами толщиной 0,5—1,0 мм расположены соединяющие их оребряющие
элементы из фольги толщиной 0,1—0,5 мм. По периметру проставочных
листов установлены проставочные бруски, выполненные из проката раз-
личного профиля; оставлены свободными лишь места для входа и выхода
потоков. Проставочные листы плакированы припоем.
Контакт между оребряющими элементами и проставочными брусками,
с одной стороны, и проставочными листами, с другой, осуществляется
методом твердой пайки при погружении собранного пакета в ванну с рас-
плавленными солями либо в вакуумных печах.
К изготовленному пакету после отмывки от солей (в случае приме-
нения соляной ванны) и испытаний на плотность приваривают коллекторы
путем аргонно-дуговой сварки.
При изготовлении теплообменника вершины рифов оребряющих
.элементов припаиваются к . проставочным листам, образуя прочную
167
и легкую конструкцию. Боковые поверхности рифов являются ребрами
пластинчато-ребристого теплообменника. Оребряющие элементы могут
быть различной формы и изготовляются путем штамповки. Форма и
размеры рифа определяются формой и размером штампующего инстру-
мента.
Пластинчато-ребристые поверхности классифицируют в зависимости
от формы оребряющих элементов (рис. 100). Типы пластинчато-ребристых
поверхностей иллюстрируются рис. 101. Внутри каждого типа могут
и идти
о о о о
° о ° о ° о °
<□ о о о
° n°S ° 2 °
° S ° S °
О °о ° о ° о
Рис. 101. Типы пластин-
чато-ребристых поверхно-
стей:
/ — непрерывные прямые;
2 — волнистые без сдвига
длины волны; 3 — волнис-
тые со сдвигом длины вол-
ны; 4 — чешуйчатые; 5 —
прерывистые; 6 — перфо-
рированные прямые; 7 —
перфорированные волнис-
тые; 8 — шиповые.
существенно изменяться такие размеры, как толщина, длина и шаг ребер,
расстояние между прорезями, параметры перфорации и др.
Многообразие форм и размеров оребряющих элементов вызвано
стремлением использовать различные методы интенсификации в соответ-
ствии с разнообразными технологическими условиями работы аппарата.
168
Каналы пластинчато-ребристых теплообменников состоят из рабочих
поверхностей и распределителей, выполняемых с использованием раз-
личных типоразмеров рифленых элементов. Для рабочих поверхностей
применяют высокоэффективные ребра (например, прерывистые) с наиболее
благоприятными тепловыми и гидравлическими характеристиками.
Распределители служат для равномерного распределения потоков
по сечению теплообменника. Для уменьшения сопротивления в распреде-
лителях используют непрерывные прямые оребряющие элементы
Рис. 102. Схема конструкции реверсивного четырехпоточного пластинчато-ребристого
теплообменника:
а — принципиальная схема размещения коллекторов; б — сечение по реверсивному каналу; в —
сечение по нереверсивному каналу; 1 — коллектор; 2 — гладкая непрерывная насадка распреде-
лителя; 3 — перфорированные оребряющие элементы распределителя; 4 — прерывистые оребряю-
щие элементы — рабочая поверхность.
Римскими -цифрами обозначены потоки.
(рис. 102, а). Однако в каналах для переключающихся потоков во вну-
тренней части распределителей, чтобы облегчить отмывку пакета от солей
после пайки применяют перфорированные оребряющие элементы, которые
должны быть расположены соответственно треугольнику а, Ь. с
(рис. 102, б).
Пластинчато-ребристые теплообменники могут быть с непереклю-
чающимися и с переключающимися потоками. В последнем случае их
Таблица 31
Наименование пластинчато-ребри- стой поверхности	Длина ребер Z, мм	Шаг ребер Т, мм	Толщина ребер бр, мм	Расстояние между проре- зями Д, мм	Эквивалентный диаметр dQ, мм	Площадь поверхности ре- бер в единице свободного объема Лр, м2/м’	Площадь поверхности про- ставочных пластин в еди- нице свободного объема А, м2/м3	Компактность по свобод- ному объему Р, м2/м3	Коэффициент оребрения	Коэффициент стеснения о
Гладкая непрерыв- ная 6/4	6	4	0,15	—	4.64	520	342	862	0,604	0,196
Прерывистая 6/4	6	4	0,15	1,5	4,64	520	342	862	0,604	0,196
То же 12/4	12	4	0,24	2,0	5,69	534	170	704	0,76	0,153
»	12/2	12	2	0,25	2,0	3,05	1143	170	1313	0,87	0,209
»	4/2	4	2	0,15	1,0	2,5	1081	519	1600	0,675	0,285
>	6/2	6	2	0,25	1,5	2,68	1143	347	1490	0,767	0,282
>	6/2,3	6	2,3	0,2	10	3,08	952	345	1297	0,735	0,244
Чешуйчатая 7/4	7	4	0,15	5,0	4,22	604	342	946	0,645	0,175
169
называют реверсивными. Каналы для непереключающихся потоков обычно
имеют боковой ввод и вывод потока и называются Z-образными каналами
(рис. 102, в). Каналы для переключающихся потоков должны быть оди-
наковы по форме и размерам, т. е. иметь одинаковые рабочие поверхности
и распределители.
Серийное производство пластинчато-ребристых теплообменников по
известной технологии требует определенных типоразмеров секций, соеди-
няя которые с помощью коллекторов последовательно и параллельно,
можно скомпоновать теплообменник с необходимыми площадями попереч-
ного сечения и поверхности. Примерные габаритные размеры секций,
которые могут быть использованы для крупных воздухоразделительных
и криогенных установок следующие:
500 X 500 X 1500;	500 X 500 X 3000;
850x850x3000 мм.
Основные геометрические харак-
теристики некоторых типоразмеров
пластинчато-ребристых поверхностей
представлены в табл. 31 и пояс-
няются рис. 103.
Взаимосвязь геометрических ха-
рактеристик определяется соотноше-
ниями:
.	4	.	2 л 2	•
лр- т-б7; л~ 1-др ’
(6 + бр)+ (/-«₽)
₽ — ар + А; о=	,
Рис. 103. Пластинчато-ребристая поверх-
ность с прерывистыми ребрами:
/—длина ребер; т — шаг ребер; бр —тол-
щина ребер; А — расстояние между прорезями.
где б — толщина проставочных пластин.
На листе 136 дана конструкция
типовой секции реверсивного трех-
поточного пластинчато - ребристого
теплообменника. Каналы, по которым
проходят переключающиеся потоки воздуха и отбросного азота, имеют
одинаковые распределители. Ввод и вывод переключающихся потоков
осуществляются с торцевой стороны аппарата. Каналы для чистого про-
дукта — непереключающегося потока технического кислорода или чистого
азота — имеют Z-образную форму. В каналах переключающихся пото-
ков используются непрерывные прямые, перфорированные и прерывистые
оребряющие элементы с длиной ребра 12 мм; в каналах чистого продукта —
непрерывные прямые и прерывистые с высотой ребра 4 мм.
На листе 137 дана конструкция реверсивного трехпоточного тепло-
обменника, скомпонованного из типовых секций (см. лист 136) по два
параллельно и по три последовательно с отбором петлевого потока между
секциями.
ОСНОВЫ РАСЧЕТА ПЛАСТИНЧАТО-РЕБРИСТЫХ
ТЕПЛООБМЕННИКОВ
В пластинчато-ребристом теплообменнике передача тепла осуще-
ствляется как за счет конвективного теплообмена между потоками газа
и стенками ребер и проставочных листов, так и за счет теплопроводности
вдоль ребер.
Изменение температуры в оребренной стенке при передаче тепла от
потока 1 к потоку 2 иллюстрируется рис. 104. Здесь Тг и Т2 — темпера-
туры потоков, Д/х и Д/2 — температурные напоры стенка—поток. Изме-
нение температурного напора стенка—поток вдоль ребра учитывается
170
при помощи величины к. п. д. ребра, который представляет собой отно-
шение среднего по длине ребра температурного напора к температурному
напору у его основания.
Для двухпоточного теплообменника к. п. д. ребра рассчитывают
по формуле
(у-65>
где т = I/ г—т----параметр тонкого ребра;
У ЛстОр
Хр — теплопроводность материала ребра.
Для пластинчато-ребристой поверхности, состоящей из ребер и
межреберных промежутков, к. п. д. рассчитывают с помощью выражения
Л
n = 1-'-pL(1-T)p).	(V-66)
Коэффициент теплопе-
редачи в двухпоточных пластин-
чато-ребристых теплообменниках, отне-
сенный к площади одной из поверх-
ностей, например к Flt определяют по
формуле
‘‘-i.-L.lL	<v'67)
Хет А1 оСгЛа
тде Sj = (Zx +	(1 — Gi) и S2 = (Z2 + 62)
(l-a2)
ACT — теплопроводность материала проста-
вочного листа.
Рис. 104. Изменение температуры
в оребренной стенке.
Для аппаратов с оребряющими элементами и проставочными ли-
стами, выполненными из одного материала, Хст = Лр.
Если теплопроводность материала теплообменника большая, а тол-
6 В,	TZ ,
щина проставочного листа малая, член-^—можно опустить. Коэф-
фициенты теплоотдачи ах и а2 для случая конвективного теплообмена
и при 0,5 Рг 1 определяют по критериальному уравнению
/ = В Re*,	(V-68)
где / = St р2/3 — фактор теплоотдачи Кольборна. Величины В и b выбирают в зави-
симости от диапазона чисел Рейнольдса и типа поверхности по табл. 32.
Таблица 32
Наименование пл а сти н ч ато - реб - ристой поверхности	Гидравлика			Теплообмен		
	Пределы применимости по Re	А	а	Пределы применимости по Re	в	ь
Прямая непре-	700—2 000	32,7	— 1,03	500—2 000	0,21	—0,52
рывная	2 000—30 000	0,065	—0,21	2 000—6 500	0,0089	—0,095
Прерывистая 6/4	600—2 000	0,73	—0,32	6 500—25 000	0,027	—0,22
	2 000—17 000	0,12	—0,085	700—2 000	0,0088	+0,067
То же 12/4	600—6 000	0,21	—0,15	2 000—13 000	0,076	—0,23
	6 000—30 000	0,12	—0,08	1 800—6 000	0,10	—0,26
»	12/2	700—2 500	0,37	—0,21	6 000—22 000	0,23	—0,35
	2 500—10 000	0,23	—0,15	700—7 500	0,0031	+0,15
»	6/2	600—1 200	5,95	—0,62	2 500—7 500	0,19	—0,36
	1 200—6 500	0,22	—0,15	800—2 000	0,002	+0,19
»	4/2	900—6 500	0,24	—0,13	2 000—5 500	0,0113	—0,038
	400—900	89,6	—1,0	700—4 500	0,0022	+0,16
»	6/2,3	200—950	22,55	—0,925	160—1 600	0,00428	0,0978
	950—3 000	1,18	—0,492	1 600—4 500	0,0512	—0,24
Чешуйчатая	3 000—5 000	0,2	—0,270	2 400—10 500	0,19	—0,37
	2 600—14 500	0,23	—0,14			
171
Полное гидравлическое сопротивление по одному из потоков тепло-
обменника складывается из частных составляющих в сечениях тепло-
обменника (рис. 105):
15
др = 2 др».	(v-69)
1=1
которые качественно делятся на сопротивления в рабочей поверхности
и распределителях (Др4, Др6, Др8, Др10, ДрХ2) и местные сопротивления.
В свою очередь местные сопротивления подразделяются на потери давле
Рис. 105. К расчету гидравличе-
ского сопротивления пластинча-
то-ребристого теплообменника.
Цифрами обозначены сечения
теплообменника.
ния, связанные с внезапным измене-
нием сечения потока (Дрх, ДрХ5), по-
тери давления на входе в пакет
и выходе из него (Др2, Дрз, ДрХз> ДРц}
и потери, связанные с поворотом потока
(Ар6, Др7> Арв, Ар
11)*
Рис. 106. Коэффициенты потерь напо-
ра при входе в пакет с каналами
прямоугольного сечения и выходе из
него.
Потери давления на поверхностях рабочей части аппарата и в рас-
пределителях пластинчато-ребристого теплообменника вычисляют по
соотношению
Др = 4/-^—(V-70)
Zp «э
где f— коэффициент сопротивления, рассчитывается с помощью уравнения
/ = ЛКеа;	(V-71)
L — длина канала рабочей поверхности или средняя длина каналов распредели-
теля в направлении потока.
Величины А и а для некоторых типоразмеров пластинчато-ребристых
поверхностей даны в табл. 32.
Потери давления при входе в пластинчато-ребристый пакет (на
сжатие) и при выходе из пакета (на расширение) определяются по фор-
мулам:
Дре = (Кс +1 - <о2)	;	(V-72)
zp
Дрр = -(1-Ш2-Кр)-^-,	(V-73>.
где со — отношение свободного сечения по данному потоку к полному поперечному сече-
нию теплообменника; коэффициенты Кс и Кр определяют из графика, представ-
ленного на рис. 106.
172
Потери напора при поворотах потока
Дра = 1,2 sin а ,	(V-74)
где а— угол поворота потока.
Сочетание типоразмеров поверхностей по каналам пластинчато-
ребристого теплообменника выбирают таким образом, чтобы получить
О 20	40	50 2\рпр,кгс/м2/[^кал/(кгград)]
Рис. 107. Характеристики пластинчато-ребристых теплообмен-
ников:
рабочая среда — азот; давление 0,11 МПа; температура 230 К;
1 — прерывистая пластинчато-ребристая поверхность 12/2; 2 — то
же, 6/2; 3 —• то же, 4/2; 4 — то же, 6/2,3; 5 — то же, 12/4; 6 — то
же, 6/4.
допустимые гидравлические сопротивления потоков. Оптимальные харак-
теристики массовых двухпоточных пластинчато-ребристых теплообмен-
ников для прерывистых поверхностей (см. табл. 31) при средних темпера-
турах потоков (для обратного — 130, 230 К; для прямого — 130 К)
можно легко найти при помощи графиков, представленных на рис. 107—
109. Здесь ЛДпр и Дрпр — соответственно длина и сопротивление рабочего
канала теплообменника, необходимого для изменения энтальпии потока
173
на единицу при Д/Ст = 1 К; a,v, ав и (ор) — соответственно объемный
и массовый коэффициенты теплоотдачи и массовая скорость потока.
Пользуясь графиками (см. рис. 107—109), можно по простым соотно-
шениям вычислить длину, сопротивление, объем и массу рабочей поверх-
ности одного из каналов теплообменника:
L=AtLn₽: Др ='ЛЬ'Д₽"Р;
V =----— • G    —
av Л/ ’	АЛ
V ст	Q ст
где q— изменение энтальпии потока по всей длине канала, ккал/кг;
Q— тепловая нагрузка теплообменника, ккал/ч.
Обычно при расчетах задан температурный напор между потоками Д/.
Тогда температурный напор стенка—поток, отнесенный к площади одной
Рис. 108. Характеристики пластинчато-ребристых теплооб-
менников:
рабочая среда — азот; давление 0,11 МПа; температура 130 К;
обозначения см. рис. 107.
174
из поверхностей, например к Flt вычисляют по формуле
=	(V-75)
av,l
где
А 1
Vtl~ 1	, J . /14-6
i av, 2	/2 4- 6 •
д	20	4/7 Aon(/ei 1м-:1[ккал/(кггМ]
Рис. 109. Характеристики пластинчато-ребристых теп-
лообменников:
рабочая среда — воздух; давление 0,4 МПа; температура 130 К;
обозначения см. рис. 107.
Площадь полного сечения теплообменника можно подсчитать по най-
денным объему V и длине L или же при заданном расходе по скорости
потока.
Ниже приведен пример теплового и гидравлического расчета двух-
поточного пластинчато-ребристого теплообменника.
Пример. В противоточном пластинчато-ребристом теплообменнике с одинаковыми
поверхностями (прерывистыми 12/2) по обоим каналам охлаждается воздух (прямой поток)
за счет нагрева азота (обратный поток). Геометрические характеристики теплообменной
поверхности принимаются в соответствии с табл. 31.
175
Исходные данные: расходы потоков соответственно воздуха и азота = 7500 м3/ч;
V2 = 8250 м3/ч; температуры потоков Т{ = 164 К; = 96 К; = 93 К; = 159 К.
Давление рг = 0,4 МПа; pz — 0,11 МПа. Тепловая нагрузка Q= 198 300 Вт.
Физические параметры при средних температурах потоков T1CD = 130 К:
Tz ср =126 К:
плотность, кг/м3: рх — 11,17; р2 = 3,35;
теплоемкость, кДж/(кг* К): ср1 = 0,064; ср2 = 1,059;
теплопроводность, Вт/(м*К): Ах = 0,0126; Л2 — 0,0128;
динамическая вязкость. Па-с: рх = 0,925* 10"5; р2 = 0,92* 10“5;
теплопроводность материала теплообменника Хст = А*р = 150 Вт/(м*К).
Принимаем толщину проставочных пластин 6 = 1 • 10"3 м и массовую скорость
по обратному потоку (а>р)2 = 10,8 кг/(м2*с).
Тепловой расчет теплообменника
Площадь живого сечения
о _ о _	У2Р2, н
J	3600 (пур)2
8250-1,25
3600-10,8
0,266 м2;
рг, и определяют при температуре 0° С и давлении 760 мм рт. ст.
Массовая скорость по первому потоку
, ч ViPi.H 7500-1,293 1Л1О „2 ч
3600$!	3600-0,266	10,13 КГ^М ‘С^:
Pi> н — определяют при
Число Рейнольдса
температуре 0° С и давлении 760 мм рт. ст.
_ (tap)d3 .
И ’
_ 10,13-3,05-10-’
Кв1 0,925-10"’
3340;
Re2 =
10,8-3,05-10-’
0,92-10-’-= 35701
Коэффициент сопротивления f = A Ree, величины Лиа приведены в табл. 32;
Л = 0,23-3340“°’15 = 0,071;
f2 = 0,23-3570“°’’5 = 0,070.
Фактор теплоотдачи Кольборйа j ~ В Reb, величина В и b даны в табл. 32;
н = 0,19-3340“0,36 = 0,0099;
/2 = 0,19-3570“0,36 = 0,0097-
Число Прандтля Рг = ~^С- ;
А
Dr 0,92-10-’-1,059-10’
РГ’ =-------0ДЛ28--------= °’76-
Коэффициент теплоотдачи а = j (tap) ср Рг“2^3;
cq = 0,0099-10,13-1,064-103-0,784“2/3 = 127 ВтДм2-#);
а2 = 0,0097-10,8-1,059-103- 0,76“2/3 = 134,2 Вт/(м2-К).
176
Параметр ребра т — I/ -т—;
г ЛстОр
mi =	150-0,25-10~3 = 82,2 М 1;
т2=^/Г 150-0,25-10’3 = 84,5 М
th (4)
К- п. д.1 ребра Т]р =---—-----.
~2~
th /82..Ц2-Ю-ЗЛ
ПР1 =	82,2-12-10”3	=0,925;
2
1h(84'5'2'10-')
=	84,5-12-10-3	= °’918’
2
К- п. д. оребренной поверхности
Лр
п = 1—^-(1 - Пр);
41 = 1 - ПТ5 (! - °>925) = °>9346;
lolo
т)г = 1 - О - 0,918) = 0,9285.
lulu
Коэффициент теплопередачи, отнесенный к площади поверхности теплообмена, обра-
щенной к первому потоку
1
I м,
^1 — I
0^1 "И" ОС2Т]2 р2^2
1
-----1---------------j-----= 60,6 Вт/(м2- К).
127-0,9346 + 134,2-0,9285
Площадь поверхности теплообмена на стороне прямого потока
198 300
Свободный объем
F1 kL — 60,6-3,93 — 884 “2"
V	Т7 ^**1	834 Л д-р о
^св, —	— -1313 — °>636 М •
Длина теплообменника
L = lcBk = ^63^= м
L Si 0,266	2,4	
Площадь полного сечения теплообменника
<Sn — 2*
S1 _ 2	0,266	_	.
1 — G, “ 2' (1 — 0,209) - 0,67	’
12 И. П. Усюкин
177
Учитывая запас поверхности (20—30%), принимаем пакет размерами
750X750X3000 мм.
Гидравлический расчет. Принимаем для воздушного потока Z-образ-
ные каналы, для азотного потока — прямые каналы без распределителей. Расчет пояс-
няется рис. 110.
Сопротивление по азотному каналу
&p = 4-f-
(top)2 L
2р d3
= 4.0 07____М2-3—
* ’	2.3,35-3,05.10’3
= 4780 Па.
Сопротивление по воздушному ка-
налу
Др, + Др, = -М.-($, + §,) =
95 Ч2
.(0,27+ 0,3) = 16,3 Па;
Рис. ПО. К примеру расчета гидравличе-
ского сопротивления пластинчато-ребрис-
того теплообменника:
а — сечение канала прямого потока; б — сечение
канала обратного потока; 1 — входной участок;
2 — входное сужение; 3, 7 — каналы распреде-
лителей; 4, 6 — поворот; 5 — каналы теплооб-
менника; 8 — выходное расширение; 9 — выход-
ной участок.
Др, + Аре — (Яс + Кр)-~	—
= (0,16 +0,5)--23^ =27,3 Па;
Др« + Дрв=2-1,2 sin	=
2-1,2- 1-10,13а	,. п п
—FTM7—=11’° Па:
9
др= Sдрг;
ЛР5 = 4-Д-	=4-0,0071
10,132-2,7
2-11,17-3,05-Ю*2
= 115,5 Па;
Др = 16,3 + 27,3 + 325 + 11,о+ 115,5 = 495,1 Па.
ОСОБЕННОСТИ РАСЧЕТА МНОГОПОТОЧНЫХ
ПЛАСТИНЧАТО-РЕБРИСТЫХ ТЕПЛООБМЕННИКОВ
Расчет многопоточных „пластинчато-ребристых теплообменников зна-
чительно усложняется тем, что распределение температур по длине аппа-
рата зависит от многих факторов: прежде всего, от числа потоков и соот-
ношения их водяных эквивалентов; от соотношения коэффициентов теп-
лоотдачи и от температур потоков на концах теплообменника; от типораз-
меров поверхностей по потокам.
Многопоточный пластинчато-ребристый теплообменник можно пред-
ставить как теплообменник, состоящий из одинаковых ячеек по п каналов
(соответственно числу потоков) в каждой. Выводы о распределении тем-
ператур, полученные для одной ячейки, можно распространить на весь
теплообменник. Поперечное сечение ячейки трехпоточного пластинчато-
ребристого теплообменника и эпюра температурных напоров в нем пред-
ставлены на рис. 111.
Изменение температурного напора вдоль ребра пластинчато-ребри-
стого теплообменника описывается уравнением
0 = 6" sh <"**) + 6' sh [m (1 — х)]	,у 7б.
sh (/п/)
где 0' и 0’— температурные напоры стенка—поток соответственно в начале и в конце
ребра.
178
Рассматривая уравнения теплового баланса для стенки, которые
включают в себя составляющие передачи тепла как конвекцией, так и
теплопроводностью, получаем систему уравнений:
- Nt [0': ch («/,) - 0;.] - Mfi’ = - Ni+i[0'ж - 0'+1 ch (m/)(.+1] + Мж0'ж, (V-77)
где	^.=±4^,	(V-78)
A«< = ^-(Ti-Sp,i),	(V-79)
i = 1, 2, 3, ...» n(n — число потоков в ячейке).
Полученная система из п уравнений содержит 2п неизвестных тем-
пературных напоров 0J и 0J. Для их определения составляем еще п урав-
Рис. 111, Поперечное сечение ячейки трехпоточного пластин-
чато-ребристого теплообменника (а) и распределение темпе-
ратур в этом сечении (б).
нений связи между температурными напорами стенка—поток и темпера-
турными напорами между потоками:
0/ - e'i+i = д'(<+1)-< = Ti+i - Ti-	(v-во)
Введя обозначения:
ai = — [Ni ch — Mi],	(V-81)
Д^ = Л+1-Л-.	(V-82)
Ki = ai + ai+1,	(V-83)
С,=а,-Д^ + ^+1Д^+1	(V-84)
и преобразовав систему (V-77) с помощью выражения (V-80), получим
систему п линейных уравнений с п неизвестными 0'
Nfi't + кХж + Л^+1о;+2 + С{ = о. .	(V-85)
Решение системы линейных уравнений (V-85) для сечения тепло-
обменника с известными температурами потоков Tt дает величины темпе-
ратурных напоров Qi, после чего можно определить температурные на-
поры 0; по выражению
= 0'ж + Ч-.	(V-86)
Для определения температур потоков через их приращения А7’ в по-
следующем сечении используется уравнение распределения температур
по длине теплообменника, полученное из рассмотрения процесса тепло-
отдачи на участке длиной AL:
Q'i — 0';
Д<2 = а,- —(Ai + Др, zr]p, t) S Д£ = Gtcp. t- Д7\,	(V-87)
где S = Н (I + 6) (1 — о) z— живое сечение потока;
Н — ширина канала;
z— число каналов данного потока.
12*
179
Вводим обозначение
Bl _ g‘ ар- ‘^р- Sl AL	(V-88)
2Gi
Из выражения (V-88) получим изменение температуры* i-го потока
на длине теплообменника AL:
ДЛ = -О- (e'i'+ Qi). ”	(V-89)
СР, i	'
Таким образом, зная температуры потоков в каком-либо сечении по
длине аппарата (обычно этим сечением является холодный конец), опре-
деляют температурные напоры стенка—поток В' и 9' по уравнениям
(V-85) и (V-86). Затем, задаваясь длиной участка настолько малой, что
температурные напоры в начале участка можно считать средними темпе-
ратурными напорами всего участка, вычисляют по формуле (V-89) изме-
нения температур потоков ДТ на длине 1 расчетного участка AL, а сле-
довательно, и температуры потоков в начале следующего участка. При
этом учитывается зависимость теплоемкости данного газа от температуры
при расчетном давлении. Переходя от участка к участку, можно найти
распределение температур потоков и стенки по всей длине теплообмен-
ника. Суммируя длины элементарных участков, получаем полную длину
теплообменника.
Потери холода по длине аппарата распределяются в соответствии
с температурным уровнем рассматриваемого сечения и могут быть учтены
изменением теплоемкости в уравнении (V-89) на величину
т — т1
& = q0. с --------.	(V-90)
(гТо.с-л-тОСТх-л)
Причем, для охлаждаемого потока эта величина прибавляется к теп-
лоемкости, для нагреваемого — вычитается.
В уравнении (V-90) qo с — отдельные потери холода в теплообмен-
нике (в Дж/кг); 1\— температура по первому потоку в расчетном /-м
сечении теплообменника.
Расчет трехпоточного пластинчато-ребристого теплообменника при-
веден ниже.
Пример. Определить распределение температур в сечениях трехпоточного пла-
стинчато-ребристого теплообменника и его длину при следующих исходных данных:
прямой поток — воздух; расход его 1000 м3/ч, давление 0,57 МПа, температура
на выходе 155 К;
Обратные потоки:
азот; расход его 830 м3/ч, давление 0,11 МПа, температура на входе 148,51 К;
кислород; расход его 170 м3/чГ давление 0,11 МПа, температура на входе 148,65 К.
Геометрические характеристики теплообменных поверхностей и площадь попереч-
ного сечения теплообменника выбираем*, исходя из допускаемых гидравлических сопро-
тивлений по обратным потокам. В качестве теплообменной поверхности принята преры-
вистая пластинчато-ребристая поверхность. Предварительно вычисляем коэффициенты
теплоотдачи по потокам и к. п. д. ребер выбранных поверхностей.
Геометрические характеристики поверхностей, площади поперечного сечения и коэф-
фициенты теплоотдачи приведены ниже.
Параметры	Воздух (1-й поток)	Азот (2-й поток)	Кислород (3-й поток)
Z-103, м 		12	12	4
т-103, м 		. .	2	2	2
6р-103, м		. .	0,25	0,25	0,15.
Лр, м2/м3		. .	1143	1143	1081
А, м2/м3			. .	170	170	519
S, м2		. .	0,0289	0,0289	0,01005
а, Вт/(м2-К)	• • •	. .	167	125,2	51,1
Пр 		. .	0,906	0,9274	0,994
1 Для получения приемлемой точности расчета длина расчетного элементарного
участка должна быть порядка 0,01 м. Поэтому расчет многопоточных пластинчато-реб-
ристых теплообменников возможен только с помощью ЭВМ.
180
Определяем параметр ребра
где Хр = 150 Вт/(м« К) — теплопроводность металла ребра.
Ш1 =	150-0,25-10'3 = 94,04 “	150-0,25-10"3 = 81,36 М *’
тз =	150-0,15-10-8 = 67,09 М 1ф
Вычисляем постоянные коэффициенты в уравнениях (V-85) и (V-89):
т sh (ml) ’
V -	150-0,25-IO'3-94,04	_
1	2-10~8sh (94,04-12-10~3) ~ 127&:
_	150-0,25-10-3-83,36	_
2	2-10-8sh (81,56-12-10-8) -	’
_	150-0,15-10-3-67,09	_
3	2- 10~3sh(67,09-4-IO’3) ~	’
a (A + Ярг)р) S AL _
2G
„	167 (170+ 1143-0,906)-0,0289-0,01	.. n
---------------2Д359---------------= 80,9:
_	125,2(170+ 1143-0,9274)0,0289-0,01 _o „
e2-------------------o n оол	:--7°>31
2-0,284
„	51,1 (519+ 1081-0,994)0,01005-0,01
----------------О Л АЙЛС	—
2-0,0646
a = — [w ch (ml) + (r — 6p) J ;
1275ch(94,04-12-10-3)+-^3s(2-10-3 —0,25-10'3)] =—2362;
[	125 2	T
1348 ch (81,36-12- IO'3) +  2 ^-~8- (2-IO'3 —0,25-IO’3) =—2174;
as = — £ 2788ch (67,09-4-10"8) +	(2-10~3—0,15-10-3) j =—2961;
К/ = at + 0j+i;
Kt = ~ 2362 — 2174 = — 4536;
/<2 = — 2174 — 2961 = —5135;
= — 2961 — 2362 = — 5323.
Длину элементарного участка принимаем равной 0,01 м. Решая последовательно
уравнения (V-82), (V-84), (V-85) и (V-£9), находим температуры в сечениях теплообмен-
ника. Расчет ведем до получения требуемой температуры прямого потока на входе в тепло-
обменник. Суммируя длины элементарных участков, определяем длину теплообменника
L = 4,9 м. Соотношение температур потоков в сечениях теплообменника, полученных
в результате расчета, иллюстрируется данными табл. 33.
181
Таблица 33
Температуры потоков			Температуры потоков		
воздуха	азота	кислорода	воздуха	азота	кислорода
165,42	159,39	159,17	246,74	243,50	243,38
175,62	169,97	169,75	256,82	253,58	253,46
186,00	180,70	180,49	266,90	263,66	263,54
196,03	191,10	190,91	276,98	273,74	273,62
206,08	201,61	201,33	287,09	283,82	283,70
216,32	212,11	211,94	297,14	293,90	293,78
226,55	222,72	222,57	298,00	294,76	294,64
236,59	238,15	233,02			
СЕТЧАТЫЕ ТЕПЛООБМЕННИКИ
Основным
конструктивным элементом сетчатых теплообменников
является сетчатая поверхность, выполненная в виде металлической
тканой сетки (рис. 112). Сетчатые поверхности, обладающие высокой
компактностью, просты в изготовлении, что делает их перспективными
не только для регенераторов, но и для
рекуперативных теплообменников.
Насадкой сетчатых регенераторов
служит пакет сеток. Существуют два
вида упаковки сеток: плотная (идеаль-
ная), когда сетки касаются друг дру-
га, и неплотная (разрыхленная).
Сетчатый рекуперативный теплооб-
менник представляет собой спрессован-
ный на клею пакет, собранный из
попеременно расположенных металли -
ческих сеток и перегородок из нетеп-
лопроводного материала с пробитыми
в последних отверстиями для прохода
потоков. Форма и расположение от-
верстий зависят от необходимого соот-
ношения сечений каналов потоков.
На рис. 113 схематически показан
теплообменник с квадратными кана-
лами для соотношения сечений пото-
ков, равного единице.
Г еометрические	характеристики
исследованных отечественных сеток
представлены в табл. 34, где экви-
валентный диаметр 0, пористость г0 и удельная поверхность So
относятся к случаю идеальной упаковки.
Для разрыхленной упаковки сеток 8, S, d3 рассчитывают, исходя из
геометрической структуры пакета, по следующим формулам:
о_ 4(1-8)
Vn ’	dnp
я — 48
, Ь-—»
где V» — свободный объем;
Уп— полный объем пакета сеток.
Для регенераторов
в = 1--Р5-,
рм
182
где	рм— плотность металла сетки;
4М
рн = 	---плотность насадки;
М, D, Н— соответственно масса, диаметр и высота пакета сеток;
для рекуперативных сетчатых теплообменников
d? ~l/~(I -4- d V j_
л пр у \ья I unp/ unp
2	(/я + dnp)2 (2dnp + S)
где 6 — толщина прокладки.
Таблица 34
№ сетки	Диаметр проволоки мм	Размер ячейки в све- ту, /я, мм	Отношение сво- бодного объёма к полному объему пакета (пористость) е0, м2/м3	Отношение площади поверхности к пол- ному объему пакета (компактность) So, м2/м3	Эквивалент- ный диаметр <*ЭО’ мм
004	0,03	0,04	0,66	44 900	0,059
0071	0,055	0,071	0,665	24 600	0,108
112	0,08	0,112	0,693	15 400	0,18
Для регенераторов с идеальной упаковкой сеток при Re = 10-4-500
критериальные уравнения среднего по длине коэффициента теплоотдачи
имеют вид:
для H/d3 — 2 — 200
0,8
Nu= 1,21Re0’47	Re°”
\ d3 /
для H/d3^20Q
Nu = 0,05 Re0’85.
(V-91)
(V-92)
Количество переданного тепла следует определять с использованием
среднеарифметической разности температур потоков.
Коэффициент теплоотдачи для разрыхленных пакетов несколько
больше, чем для идеальных, и поэтому с гарантированным запасом его
можно определить по тем же уравнениям — (V-91) и (V-92).
Для идеальной упаковки сеток и при H/d3 15-4-20 коэффициент
сопротивления
16,25
Re
2
Re0’3 ’
(V-93)
183
Для разрыхленной упаковки сеток при H/d3 15н-20 и для 10
Re 40 коэффициент сопротивления определяется по формуле
14,75 / е \1.35
' ~ Re0-74 Uo )	5
для 40 < Re 300
_ 4,75 / е V.35
7 - Re0.44 ео ;	’
В формулах (V-91)—(V-95):
(V-94)
(V-95)
V
где — скорость фильтрации (скорость потока в ячейках сетки); тепло-
физические свойства находят по средней температуре потока.
Потери давления в аппарате определяют по формуле (V-23) с исполь-
зованием ^ф.
При расчете рекуперативных сетчатых теплообменников пользуются
теми же формулами — (V-91)—(V-95) — с учетом действительных зна-
чений е, 5, d3.
ТЕПЛООБМЕННЫЕ АППАРАТЫ
ДЛЯ ПЕРЕКЛЮЧАЮЩИХСЯ ПОТОКОВ
через теплоаккумулирующую
Рис. 114. Геометрические характе-
ристики рифленой ленты; обозна-
чения см. табл. 35.
В воздухоразделительных установках низкого давления применяют
два вида аппаратов для переключающихся потоков — регенераторы и
реверсивные пластинчато-ребристые теплообменники.
В регенераторах теплообмен между газовыми потоками происходит
массу — насадку из насыпного базальта
или рифленых алюминиевых лент. Геомет-
рические характеристики рифленой ленты
даны соответственно на рис. 114 и в
табл. 35.
В начале первой части цикла пере-
ключений по каналам проходит охлаждае-
мый газ (прямой поток), при этом тепло
от газа передается насадке. Одновременно
на насадке оседают примеси Н2О и СО2.
Во второй части цикла по тем же
каналам насадки, но в обратном направ-
лении проходит нагреваемый газ (обрат-
ный поток).
Тепло передается от насадки к газу;
примеси переходят в нагревающийся
поток.
Для осуществления рассмотренной схемы тепло- и массообмена
необходимо иметь два одинаковых переключающихся регенератора.
Время переключения аппаратов определяется теплоаккумулирующей
способностью насадки и составляет около 3 мин для алюминиевой насадки
и около 9—12 мин —для насыпного базальта.
В реверсивных пластинчато-ребристых аппаратах передача тепла от
прямого потока к обратному осуществляется через теплопроводную стенку.
184
Таблица 35
№ насадки регенератора	Угол накло- на рифа 3, град.	Шаг рифле- ния х, мм	Высота рифа h, мм	Толщина ленты д, мм	Высота дис- ка bt мм	Удельная поверхность So, м2/м3	Плотность насадки рн, кг/м3	Эквивалент- ный диаметр d , мм	Удельный свободный объем 8С о, м3/м8
1	45	4,71	2,0	0,46	115	1100	592	2,83	0,78
2	45	3,08	1,2	0,46	115	1040	1040	1,4	0,61
3	45	3,14	1,35	0,46	50	1690	910	1,52	0,66
4	60	4,71	1,9	0,46	50	1260	673	2,38	0,75
5	60	3,14	1,35	0,46	50	1735	927	1,52	0,65
6	60	1,78	2,3	0,9	50	835	985	3,02	0,63
Время между переключением определяется допустимым повышением
сопротивления по мере осаждения примесей и составляет 15—30 мин.
НЕЗАБИВАЕМОСТЬ ТЕПЛООБМЕННИКОВ ДЛЯ ПЕРЕКЛЮЧАЮЩИХСЯ
ПОТОКОВ
В воздухоразделительных установках объемный расход обратного
потока превышает объемный расход прямого потока воздуха примерно
в четыре-пять раз, в результате чего скорость массопереноса примесей
и их молярная концентрация в обратном потоке выше, чем в прямом.
Поэтому обратный поток может вынести сравнительно большое количество
примесей с поверхности теплообмена при надлежащей разности темпе-
ратур потоков по длине аппарата.
При одинаковых массовых расходах прямого потока воздуха и обрат-
ного потока газа ввиду неравенства их теплоемкостей разность темпе-
ратур на холодном конце аппарата может достигать 14 К.
При столь большой разности температур примеси быстро накапли-
ваются на поверхности теплообменного аппарата. Для обеспечения неза-
биваемости теплообменного аппарата необходимо уменьшить разность
температур в холодной зоне его, что достигается соответствующей орга-
низацией потоков:
увеличением на 3—5% расхода обратного потока по всей длине
аппарата;
выводом части прямого потока из середины аппарата с последующей
очисткой ее от двуокиси углерода в других аппаратах;
путем тройного дутья воздуха, заключающегося в том, что часть
прямого потока (петлевой поток), пройдя канал реверсивного тепло-
обменника или один из регенераторов, возвращается в другой, очищенный
от примесей, где дополнительно охлаждает насадку, нагреваясь до задан-
ной температуры, и выводится примерно из середины аппарата.
Для оценки условий незабиваемости реверсивного пластинчато-
ребристого теплообменника можно использовать графики, представлен-
ные на рис. 115 и 116. Они составлены на основе расчетов на ЭВМ
процессов вымораживания и возгонки двуокиси углерода и влаги по ура-
внениям, предложенным Н. К. Елухиным и И. Н. Черняевой, в соответ-
ствии со следующими данными: примеси СО2 и Н2О не влияют на физи-
ческие свойства газов; осажденный слой инея не влияет на тепло- и массо-
обмен;
к. п. д. ребер равен 100%;
процессы тепло- и массообмена подобны.
В расчетах процессов вымораживания и возгонки двуокиси углерода
и влаги на ЭВМ были приняты следующие исходные данные:
концентрация СО2 в потоке воздуха составляет 300 см3/м3;
давление обратного потока при возгонке СО2 — 0,11 МПа, при воз-
гонке Н2О — 0,115 МПа;
185
число Льюиса, характеризующее отношение интенсивности процес-
сов тепло- и массообмена, принято для СО2 Lu = 1,1, Н2О Lu = 1,0;
т	а
где а— коэффициент теплоотдачи;
р — коэффициент массоотдачи;
р — плотность;
ср— изобарная теплоемкость;
упругости паров примесей рассчитывались по уравнениям:
рСо2 = ехР [---? 4- 0,0157167* + 19,1063 j мм рт. ст.
и
6148,5 I
Рн2о = ехР I 26,652 ----—— мм рт. ст.
Принималось также, что температурный напор стенка — поток равен
половине среднеинтегральной разности температур между потоками.
Рис. 115. Зависимость макси-
мального температурного напора
на холодном конце реверсив-
ного теплообменника, обеспечи-
вающего полный вынос СО 2, от
давления прямого потока при
различных соотношениях обрат-
ного и прямого потоков. Давле-
ние обратного потока 0,11 МПа.
Рис. 116. Зависимость максимального
температурного напора в зоне выноса
НгО, обеспечивающего полное удале-
ние ее, от давления прямого потока
при различных объемных соотноше-
ниях обратного и прямого потоков.
Предельные значения температурных напоров между потоками А/
для различных давлений прямого потока рг и соотношений объемных
расходов потоков Vo6p/V„p представлены на рис. 115, 116. При данных
значениях А/ примеси СО2 и Н2О выводятся из аппарата полностью.
Иногда можно допустить накопление определенного количества примесей
в аппарате, что позволяет увеличить максимальный температурный напор
в холодной зоне теплообменника.
В действительных условиях работы воздухоразделительных устано-
вок незабиваемость аппарата лимитируется количеством осажденной
СО2, а не Н2О, поэтому предельное значение А/ устанавливают в зависи-
мости от накопления СО2. Накопление СО2 в аппарате можно оценить,
186
пользуясь графиками, приведенными на рис. 117. Величина ДСх пока-
зывает, сколько осаждается СО2 с 1 м3 охлаждаемого воздуха при отноше-
ниях потоков Уобр/Упр = 1; 0,8; 0,6.
Рис. 117. Накопление СО2 при различных соотношениях прямого и обратного
потоков в зависимости от разности температур Д/, и давлений воздуха р:
а -	= 1; б -	= 0,8; о -	= 0,6.
‘пр	кпр	*пр
КОНСТРУКЦИИ РЕГЕНЕРАТОРОВ
Регенератор, показанный на листе 138, представляет собой сварную
конструкцию, корпус которой выполнен из нержавеющей стали. Между
нижней и верхней решетками уложена насадка из алюминиевых лент.
Для уплотнения насадки предусмотрено нажимное устройство. Между
дисками насадки в средней части аппарата установлены решетка и спе-
циальный патрубок для частичного отбора потока воздуха или отвода пет-
левого потока. Базальтовая засыпка в нижней части регенератора служит
для частичной адсорбции углеводородов из воздуха. Регенератор рассмо-
тренного типа не обеспечивает вывода из аппарата сухих продуктов
разделения.
Регенератор, обеспечивающий вывод из ректификационного аппарата
части сухих и чистых продуктов, представлен на листе 139. В качестве
насадки используется базальтовая засыпка, заполняющая все свободное
пространство внутри регенератора. По трубкам змеевика, встроенного
в регенератор, независимо от переключений прямого и обратного потоков
непрерывно проходит чистый продукт. Для отвода петлевого потока
воздуха предусмотрен кольцевой коллектор. В центральной части верх-
него и нижнего днища расположены сальниковые устройства для уплот-
нения соответствующих трубных решеток с корпусом регенератора. Для
засыпки и досыпки насадки на крышке аппарата предусмотрены четыре
штуцера.
РАСЧЕТ РЕГЕНЕРАТОРОВ
Гидравлический расчет. Для определения гидравлического сопро-
тивления можно пользоваться экспериментальными кривыми (рис. 118)
коэффициента сопротивления f в функции числа Re для насадок, гео-
метрические характеристики которых приведены в табл. 35.
Для дисковых насадок с углом наклона рифа [3 = 60° коэффициент
сопротивления можно определять и по формулам:
при 300 Re 800
/ = (0,37 + 135Re—1) 8с. о (1,256)°’51J	(V-96)
187
при 60 Re ^300
f = 77,5Re-°’8ec. о (1,256)0’51.	(V-97>
Следует отметить, что рекомендуемые зависимости, представленные
на рис. 118, и уравнения (V-96, V-97), справедливы для чистых насадок.
В действительности на насадке отлагается некоторое количество примесей.
Опыт эксплуатации показывает, что в этом случае для регенераторов
с дисковой насадкой коэффициент сопротивления обычно в 1,5—2,0 раза
больше расчетных значений даже в тех случаях, когда обеспечены усло-
вия незабиваемости регенератора кристаллами СО2 и Н2О.
Рис. 118. Зависимость коэффициента гидравлического
сопротивления f насадок из алюминиевой рифленой
ленты (см. табл. 35) от числа Re.
Гидравлическое сопротивление насадки регенератора высотой Н
(v-98>
z аэ
где d3 = 4ес. о/^о (см- табл. 35);
куф— скорость фильтрации потока через насадку, м/с.
Тепловой расчет. Этот расчет выполняют с учетом нестационарности
процессов теплообмена в регенераторе. Если нет необходимости в точном
расчете регенераторов, делают предварительный расчет — сравнивают
несколько вариантов организации потоков схемы, различные виды на-
садки и т. д.; при этом применяются приближенные методы расчета с ис-
пользованием полуэмпирических зависимостей, в которые входят основ-
ные безразмерные параметры, характеризующие работу регенератора:
ct/*1
X— —------приведенная длина, где Gcp = W—водяной эквивалент потока;
UCp
аГт	6нсн
л = —---- — приведенное время, где —---водяной эквивалент насадки,
бнсн	т
т — время процесса;
е == W-JW2— соотношение водяных эквивалентов потоков.
Термический коэффициент полезного действия определяется следу-
ющими выражениями:
несимметричный регенератор (е = 1) без отбора петли
=TT2+-r°-07-l-V’	<v-"a>
188
симметричный регенератор (е =/= 1) с отбором петли из средней части
регенератора
Т) =	+ -Т (Кпт-<М87 + 0,07),	(V-996)
несимметричный регенератор с отбором петли из средней части
П -------# (0.07 4- 0,487lQ.	(V-99b)
1 — ее *
Зависимости (V-99a)—(V-99b) справедливы для двухпоточного реге-
нератора при % = 75-=-400, л == 14,5—=-58, е = 1,0; 0,95; 0,9 и относитель-
ных количествах петлевого потока 74 = 5; 10; 15%.
При значениях 8 < 0,98 и % > 100 первый член уравнения (V-99b)
становится незначительной величиной и им можно пренебречь.
Средняя по времени температура петлевого потока на выходе из сере-
дины регенератора Тпт определяется из уравнения
= 0,5 + 4- П.74т,	(V-100)
В формулах (V-99a) и (V-100) Т0 — температура входящего воз-
духа, f0, t — соответственно температура входящего азота и средняя
за время процесса температура на выходе из регенератора.
С учетом влияния геометрических характеристик насадок средний
за период дутья коэффициент теплоотдачи а определяют из обобщенного
уравнения
Nuv = 2,36Re0,76	(’ + —~4°S~ ) •	(V-101)
В этом уравнении показатель степени
m = 0,759 + 7’?5 .
ь
Приближенный тепловой расчет регенератора приведен ниже.
Пример. Исходные данные: расход прямого потока (воздух) 1	= 66 000 м3/ч;
расход обратного потока (азот)1 Vz = 66 000 м3/ч; расход петлевого потока (воздух) 1
УПт = 5350 м3/ч; давление прямого потока рх = 0,58 МПа; давление обратного потока
р2= 0,115 МПа;k температура входящего воздуха То = 300 К; температура входящего
азота /0 = 97 К; недорекуперация на теплом конце Д/ — 4 К; продолжительность периода
т* = 3 мин.
Необходимо определить: высоту регенератора Я; температуру воздуха после регене-
ратора Т\ температуру петли Тпт.
Регенератор заполнен насадкой в виде дисковой гофрированной алюминиевой ленты.
По высоте (в верхней, средней и нижней зонах) аппарата установлено 3 вида насадки.
Высота каждой зоны составляет 0,ЗЗЯ. Компоновка насадки по зонам осуществлена
в соответствии с табл. 36.
Средняя удельная площадь поверхности насадки
о ___ 4 (Л — 6) вНам
0 sin рхт/г
4(1,52 — 0,46)0,83
0,4756-3,92*0,00152
= 1260 м2/м3,
тде 8нам “ 0,83 — коэффициент, учитывающий плотность намотки.

здесь Pi — угол намотки.
1 Величины расходов взяты .при нормальной температуре 20° С.
189
Таблица 36
Наименование геометрических характеристик насадки	Значения геометрических характеристик насадки в зонах регенератора			Средние значения геометриче- ских харак- теристик
	верхней	средней	нижней	
Высота рифа /г, мм	1,95	1,55	1,05	1,52
Толщина ленты 6, мм	0,46	0,46	0,46	0,46
Высота дисков Ь, мм	50	50	50	50
Угол наклона рифа 0, град	60	60	60	60
Шаг рифа т, мм	4,71	3,92	3,14	3,92
Удельный свободный объем
ес. о = 1 —	= 1 —	• 0,00046 = 0,746.
£	л
Средний эквивалентный диаметр
,	48с. о	4-0,746	.
= — = - f2-70	= 2,35-10 м.
Средняя скорость фильтрации и>ф = 2,5 м/с (принимается).
Средняя во времени температура азота по длине
То -Но _ 300 + 97
2
^ср
198,5 К.
2
Плотность азота
Р2
Рг
R^cp
0,115-105 1ЛП , ,
30-198,5 _ 1,92 кг/м *
Число Рейнольдса по обратному потоку при температуре /ср:
аиф^эрг 2,5-1,92-2,35-IO"?
Re2 = ------------------,-7Tgl- .л-t n o.— = 90°-
z fx2 1,265-10 6-9,81
Число Нуссельта
d3 cos Р
_ 2.36.(900)».’«(?^!21
2,35- 10’3 cos 60°
3,92.10’3
Коэффициент теплоотдачи
NUyA. 34,5-18,6-10-3 n. -7 n „ . irv
”2 d2Sn - 2,352-IO'6-1270 - 91,7 Вт/(М'K)’
Диаметр регенератора
D = 0,0188 I/ -—У2Р2Н-
Г Рг^ф^с. о
66000-1,165 _
1.92-2,5-0,746
где p2H — плотность азота при нормальной температуре 20° С и давлении 760 мм рт. ст..
Приведенное время
_ 2а2т* _	2-91,7.0,05	_
П“ брнСн _ 0.00046-2700-0,227 “	’
где сн, рн — теплоемкость и плотность алюминиевой насадки при /ср-
Соотношение водяных эквивалентов
_ ^2^202 _ V2CP2 л qr
8 —	— -г.	— U,9b.
R1CP1P1 ^1СР1
Средняя температура азота на выходе из регенератора
1 = То — Д< = 296 К.
190
Термический к. п. д.
о — t
То-t0
300 — 296
300 — 97
= 0,0197.
Приведенная длина из зависимости для
t] =---------------------+ -у- <0-07 + 0.485Упт) : X =
e-4-d-l/e) Л
1 — 8	2
33 (0,07 + 5350 • 0,487)	, Qo - .
=----------0 0197--------~ = 182,5 (первыи член = °)’
Площадь поверхности теплообмена F из зависимости для X
5^- ; Г _ 1И,5.66000.0.24.1.165 _
	
Объем регенератора
V = F/S0 = ^- = 25.3 мз.
Высота регенератора
Н
V	25,3
0.785D2	0.785-2,82	М’
Средняя по времени температура петлевого потока из зависимости
0’5+ww-11’7)=164 к>
где У'т — доля петлевого потока от прямого.
Значения соответствующих энтальпий берем из Т—S-диаграмм для азота и воздуха.
Принимаем -2^
Средняя по времени температура воздуха на выходе из регенератора определяется
из решения уравнения теплового баланса. После нахождения из баланса I?1 по диаграмме
Т—S для воздуха получаем Т
(Г. -	Р,.	(Ф. - ф) + Р.Л. ('?. - ‘?пт) =
Подставив численные значения в уравнение, получим ф58МПа= 7150 Дж/моль
и Т = 100 К.
КОНДЕНСАТОРЫ-ИСПАРИТЕЛИ
ВОЗДУХОРАЗДЕЛИТЕЛЬНЫХ УСТАНОВОК
ОСНОВНЫЕ ПОЛОЖЕНИЯ
Конденсаторы-испарители — это аппараты, в которых тепло пере-
дается при изменении агрегатного состояния обеих теплообменивающихся
сред. С одной стороны стенки протекает процесс конденсации, с другой —
кипения. Тепловой нагрузкой аппарата является количество тепла,
выделяемое в процессе конденсации. Именно это количество тепла погло-
щается в процессе парообразования на стороне кипения.
По назначению конденсаторы-испарители можно подразделить сле-
дующим образом:
191
основные — в них конденсируется азот, кипит кислород, пары кисло-
рода направляются в верхнюю колонну;
выносные — в них конденсируется азот, образующийся кислородный
пар является продукционным и в верхнюю колонну не поступает;
конденсаторы-испарители колонн технического кислорода, нижние
конденсаторы-испарители криптоновых колонн — в этих аппаратах, как
правило, конденсируется азот, кипит кислород, но пары его направляются
не в верхнюю колонну, а в колонну технического кислорода или в крип-
тоновую колонну;
верхние конденсаторы-испарители криптоновых или азотных колонн,
колонн сырого аргона — обычно в них кипит жидкий воздух, а конден-
сируемые с другой стороны теплопередающей стенки пары служат флег-
мой для этой колонны;
нижние конденсаторы-испарители колонн очистки аргона от азота —
в этих аппаратах конденсируется воздух, кипит аргон.
Приведенная классификация конденсаторов-испарителей является
в известной мере условной. Например, выносного конденсатора-испари-
теля в чистом виде в установке может не быть, и тогда продукционная
часть паров кислорода выводится из верхней колонны, из основных
конденсаторов-испарителей либо из колонны технического кислорода
или криптоновой колонны. В некоторых случаях кипящая среда может
быть иного, нежели было указано выше, состава. Так, при получении
аргоно-кислородных смесей в нижнем конденсаторе-испарителе колонны
очистки аргона от азота кипит смесь аргона и кислорода, в верхние же
конденсаторы-испарители колонн очистки аргона от азота для снижения
температуры кипения вводят на сторону кипения не только жидкий
воздух, но и жидкий азот.
В зависимости от конструкции различают трубчатые и пластинчато-
ребристые конденсаторы-испарители. По виду кипения трубчатые конден-
саторы-испарители подразделяются на оросительные (с прямыми кана-
лами), с межтрубным кипением и с внутритрубным кипением. Последние
могут быть как прямотрубными, так и витыми.
Работу конденсатора-испарителя характеризуют следующие пара-
метры: ДТверх — температурный напор в верхнем сечении аппарата;
q — удельный тепловой поток; h — относительный кажущийся уровень
кипящей жидкости. Для конденсаторов с кипением внутри канала поня-
тие «уровень» условное, так как через выходное сечение канала выходит
парожидкостная смесь (взрывобезопасная работа конденсаторов воз-
можна только при полном омывании всей теплообменной поверхности по
высоте, поэтому нельзя допускать появления четкой границы жидкость—
пар в канале кипения). Для конденсаторов с межтрубным кипением поня-
тие «уровень» вполне обосновано и широко используется.
Кажущимся, или условным, уровнем при кипе-
нии внутри канала называется высота столба светлой (без пузырьков прра)
жидкости, вес которого эквивалентен по величине полному сопротивле-
нию канала при течении парожидкостной смеси в рабочем канале. Обычно
эту величину обозначают Н и измеряют в метрах или сантиметрах столба
рабочей жидкости. При течении кипящей жидкости в рабочем канале
снизу вверх полное сопротивление канала складывается из нивелирных
•составляющих (вес столба) экономайзерной и двухфазной зон, потерь
давления от трения и ускорения на экономайзерном и двухфазном уча-
стках и потерь на местных сопротивлениях (вход в канал и выход из
канала) также в обеих зонах.
Относительным кажущимся (или условным)
уровнем h называется отношение величины Н кажущегося уровня
к рабочей длине канала /р. Величина h безразмерная:
192
По способу отбора импульсов для замера h (крайний низ аппарата
по жидкости и крайний верх аппарата по пару) — это относительный
уровень в центральной сливной трубе аппарата.
Температуры насыщения составляющих компонентов воздуха при
одинаковом давлении различны, поэтому для осуществления конденсации
азота за счет кипения кислорода или обогащенного кислородом воздуха
его давление повышают. Другой способ осуществления конденсации ком-
понента — подбор кипящей жидкости. При этом давление на стороне
конденсации может быть практически равным давлению на стороне кипе-
ния (верхний конденсатор криптоновой колонны и верхний конденсатор
колонны очистки аргона от азота). Давление на стороне конденсации
определяется составом кипящей жидкости, а также давлением на стороне
кипения и величиной температурного напора между средами. В зависи-
мости от условий работы и типа аппарата температурный напор прини-
мают равным 1,45—4,2 К. Нижний предел обусловлен опасностью пере-
хода от пузырькового кипения к неэффективному конвективному тепло-
обмену. Верхний предел ограничен по экономическим соображениям.
В пластинчато-ребристом теплообменнике благодаря шероховатости по-
верхности, получающейся после пайки, эффективный режим пузырькового
кипения осуществляется уже при достаточно малом значении темпера-
турного напора (1,45—1,8 К). Давление конденсации азота в основных
конденсаторах-испарителях установок низкого давления определяет сте-
пень сжатия разделяемого воздуха, поэтому с повышением температур-
ного напора расход энергии на разделение увеличивается. Так, в установ-
ках технологического кислорода при повышении температурного напора
от 2 до 3 К и от 2 до 4 К расход энергии увеличивается соответственно
на 4,2 и 8,9%.
Очистка воздуха от взрывоопасных примесей несовершенна, поэтому
при проектировании конденсаторов-испарителей необходимо учитывать
два обязательных условия взрывобезопасной работы их:
смачивание кипящей жидкостью всей теплообменной поверхности
по высоте с целью предотвращения отложения взрывоопасных примесей
на стенках аппарата;
создание проточности аппарата по кипящей жидкости с целью по-
стоянного вывода некоторого количества взрывоопасных примесей.
Для наиболее распространенных конденсаторов-испарителей с вну-
тритрубным кипением выполнение первого условия приводит к тому,
что аппарат работает с меньшим коэффициентом теплопередачи, чем это
можно принципиально получить, а выполнение второго отражается на
схеме технологических потоков и может в конечном итоге потребовать
установления еще одного конденсатора-испарителя специально для со-
здания проточности.
При кипении жидкости внутри трубок по длине канала в общем слу-
чае можно выделить соответственно режимам кипения следующие виды
течения потока: экономайзерный, пузырьковый, снарядный, дисперсно-
кольцевой, дисперсный и поток насыщенного пара. Очевидно, что два
последних вида течения потока не удовлетворяют требованию полной
смачиваемости поверхности и, следовательно, они должны быть исклю-
чены из числа возможных режимов работы аппарата. Эффективность теп-
лообмена на экономайзерном участке значительно ниже, чем при кипе-
нии в зонах пузырькового, снарядного и дисперсно-кольцевого потока.
Выполнение условия гарантированного смачивания всей тепло-
обменной поверхности приводит к увеличению протяженности экономай-
зерного участка и, как следствие, к уменьшению среднего по длине коэф-
фициента теплоотдачи на стороне кипения.
Особо необходимо отметить, что применимость какой-либо конструк-
ции конденсатора-испарителя самым существенным образом зависит от
возможности этой конструкции обеспечить требования взрывобезопасной
13 И. П. Усюк ин
193
работы. Известно большое количество средств защиты воздухоразделитель-
ных установок, но ни одно из них не гарантирует полного отсутствия
взрывоопасных примесей в аппарате. Поэтому в настоящее время все
виды отечественных конденсаторов-испарителей разрабатывают с учетом
указанных выше условий взрывобезопасной эксплуатации. В случае
необходимости дополнительные работы по повышению степени взрыво-
безопасности конденсаторов-испарителей могут быть проведены и на дей-
ствующем воздухоразделительном агрегате.
ПЛАСТИНЧАТО-РЕБРИСТЫЕ КОНДЕНСАТОРЫ-ИСПАРИТЕЛИ
В настоящее время для техники разделения воздуха характерно
широкое внедрение аппаратов этого типа. Они обладают высокой ком-
пактностью (для конденсаторов-испарителей до 1000—1800 м2 на 1 м3
занимаемого объема), позволяют работать при небольших значениях
температурного напора и применять для изготовления легкие алюминие-
вые сплавы, которые значительно дешевле, чем другие металлы.
Эффективная работа аппарата возможна при малых ДТ, что позволяет
поддерживать и более высокий уровень жидкости на стороне кипения.
В этом случае улучшается циркуляция и уменьшается взрывоопасность
при работе аппарата.
Благодаря высокой компактности аппараты этого типа могут быть
значительно меньше обычных, той же производительности. Сокращение
за счет этого потерь холода в окружающую среду приводит к снижению
эксплуатационных затрат и стоимости продуктов разделения. Достоин-
ством аппаратов этого типа является также высокая механизация их
изготовления. Основной недостаток пластинчато-ребристых теплообмен-
ников — это необходимость замены аппарата при внутренних течах
вследствие невозможности его ремонта.
Для пластинчато-ребристых конденсаторов-испарителей используют
теплообменную поверхность преимущественно с гладкими непрерывными
и реже гладкими перфорированными или прерывистыми ребрами с дли-
ной ребра 3—8 мм, расстоянием между ребрами 1,5—4 мм, толщиной
ребра 0,15—0,3 мм, толщиной проставочных листов 0,5—2,0 мм, внеш-
них листов — до 3 мм. Размеры пакетов принимают следующими: вы-
сота 500—3000 мм; ширина — 300—850 мм; глубина — 300—850 мм.
Для отечественной практики характерно использование теплообменной
поверхности с гладкими непрерывными ребрами, характеризуемой сле-
дующими значениями геометрических параметров: длина ребра 4—6 мм,
шаг 2—4 мм, толщина ребра 0,2 мм, высота пакета 800—1500, 2000 и
3000 мм, ширина и глубина пакета 300, 500 и 850 мм.
Коэффициент теплопередачи в этих аппаратах близок к коэффициенту
теплопередачи трубчатых конденсаторов-испарителей с межтрубным кипе-
нием и лежит в пределах 350—650 Вт/(м2К).
Существуют следующие варианты конструктивного исполнения пла-
стинчато-ребристых конденсаторов-испарителей:
без емкости кипящей жидкости;
с размещением пакетов в ряды внутри вертикальной емкости;
с размещением пакетов в ряды внутри горизонтальной емкости;
со звездообразным размещением пакетов внутри вертикальной емко-
сти на одной или нескольких отметках по высоте.
Аппарат, выполненный по первому варианту, изображен на рис. 119;
опорная рама и детали скрепления пакетов не показаны. Как видно из
рисунка, в этом случае пакеты собраны в два ряда, все одноименные
полости пакетов сколлектированы. При такой конструкции каждый из
пакетов на стороне кипения работает самостоятельно, циркуляция кипя-
щей жидкости отсутствует (для организации проточности необходим
индивидуальный вывод жидкости из каждого пакета). Эти обстоятельства
194
делают такой конденсатор-испаритель взрывоопасным и ставят возмож-
ность его работы в прямую зависимость от степени очистки жидкого
кислорода или вообще разделяемого воздуха от взрывоопасных приме-
сей, а из-за постоянного концентрирования нежелательных примесей
в жидкости, выкипающей полностью, срок его работы не может быть доста-
точно большим. Обогащение и вывод неоно-гелиевой смеси в таком аппа-
рате затруднены. Конструкции такого рода распространения не полу-
чили.
Для установок небольшой производительности, работающих по циклу
высокого или среднего давления, величина температурного напора в аппа-
рате не является определяющей и компактность конденсаторов-испари-
телей в этом случае не так уж необходима. Тем не менее в настоящее
время с целью унификации и эти установки оснащают пластинчато-
Газообразныи
кислород
Рис. 119. Пластинчато-ребристый конденсатор-испаритель без емкости кипящей жидкости:
1 — пакет; 2 — коллектор газообразного кислорода аппарата; 3 — коллектор пакета для газооб-
разного азота; 4 — коллектор газообразного азота аппарата; 5 — коллектор пакета для жидкого
азота; 6 — коллектор жидкого кислорода аппарата; 7 — коллектор жидкого азота аппарата;
8 — коллектор вывода неоно-гелиевой смеси.
ребристыми конденсаторами-испарителями. Именно эти аппараты с не-
большой поверхностью теплообмена удачно компонуются из одного или
нескольких пакетов, размещенных в ряды внутри вертикальной емкости.
Они могут выполняться как самостоятельные аппараты или как набор
пакетов, размещенных в кубе верхней колонны. Аппарат такого типа
показан на рис. 120.
Конденсаторы-испарители с размещением пакетов в ряды внутри
горизонтальной емкости могут иметь весьма значительную поверхность
теплообмена. Такой аппарат показан на рис. 121; для упрощения узлы
монтажного крепления пакетов здесь не показаны. Этому типу аппаратов
в значительной мере присущи недостатки конструкции первого варианта
(см. рис. 119). Для равномерного распределения азота по пакетам общий
раздающий коллектор газообразного азота должен быть достаточно боль-
шим в диаметре; появляется необходимость в дополнительном коллекторе
для отвода неоно-гелиевой смеси; в жидком кислороде возможно образова-
ние застойных зон; чрезмерно большой объем кипящей жидкости удлиняет
время пуска установки. Чтобы избежать установки переливных труб
слишком большого диаметра, иногда увеличивают количество их (две
в данном случае). Уравнительные трубы служат для выравнивания да-
вления в коллекторах жидкого азота и сбора неоно-гелиевой смеси,
а также слива небольшого количества жидкого азота, попадающего
в верхний коллектор.
13*	195
Сторона конденсации
Сторона кипения
К указателю уровня („низ^
—Ф 7
предохранитель -
ному клапану
Продувка неоно-гелиевои
s смеси
Л указателю уровня („верх")
Z
3
Продубка
Газообразный
кислород
Жидкий
кислород
Жидкии
азот

Рис. 120. Пластинчато-ребристый конденсатор-испаритель с размещением пакетов
в вертикальной емкости:
1 — пакеты аппарата; 2 — коллекторы пакетов; 3 — коллектор аппарата.
Рис. 121. Пластинчато-ребристый конденсатор-испаритель с размещением пакетов в гори-
зонтальной емкости:
/ — корпус; 2 — газовый коллектор аппарата; 3 — газовый коллектор пакета; 4 — пакет; 5 —
шереливные трубы; 6 — жидкостный коллектор аппарата; 7 — коллектор вывода неоно-гелиевой
смеси; 8 — уравнительная труба; 9 — жидкостный коллектор пакета.
Жидкий
кислород
Жидкий
азот
Сторона,
кипения
(Ne*He)
(Ne+He)
 Жидкий
Распределитель-
ные рифленые
элементы с
горизонталь-
ными ребрами
Сторона
конденсации
Конструкция пластинчато-ребристого конденсатора-испарителя с звез-
дообразным размещением пакетов (рис. 122) широко распространена за
рубежом (например, в установках фирмы «Кобэ Стил», Япония). В этой
конструкции пакеты сколлектированы центральной трубой, которая по
высоте разделена на две полости. Верхняя полость служит для подвода
газообразного азота на конденсацию, нижняя — для отвода конденсата.
Подвод газообразного азота к рабочей поверхности пакета и отвод его
в жидком виде осуществляются с помощью распределительных горизон-
тальных элементов оребрения. Вертикальные каналы на стороне кипения
открыты сверху и снизу. Жидкий
кислород поступает в аппарат
через верхний патрубок. Для
организации проточности по жид-
кому кислороду с целью обеспе-
чения взрывобезопасной работы
предусматривается специальный
патрубок. Вывод неона и гелия
из аппарата осуществляется как
из верхней, так и из нижней
полостей центральной трубы.
Площадь поверхности тепло-
обмена в таком аппарате с 10
пакетами при высоте конденса-
тора 4,65 м, диаметре 3,35 м и раз-
мерах пакета 1800x650x500 мм
достигает 2750 м2. Для сравнения
укажем, что самый большой кон-
денсатор-испаритель с внутри-
трубным кипением (длина трубок
3 м, количество их около 15 000)
имеет площадь поверхности теп-
лообмена всего 1400 м2, хотя его
общие размеры близки к размерам
рассматриваемого аппарата: вы-
сота 4,2 м, диаметр 3,1 м.
Вследствие затрудненного от-
вода конденсата горизонтальные
каналы распределителей и нижние
части вертикальных каналов кон-
денсации являются неэффектив-
ными участками поверхности теплообмена. Пакеты в таких аппаратах —
отдельные конструкции, поэтому при пайке пакетов в ванне подтекание
флюса под насадку около боковин пакета затруднено, в результате чего
ухудшается качество изготовления аппарата.
Конструкция конденсатора-испарителя, усовершенствованного
В. Д. Добудько, исключает эти недостатки. На листе 140 представлен
пластинчато-ребристый конденсатор-испаритель, размещаемый непосред-
ственно в кубе колонны. В этом случае на стороне конденсации для обес-
печения стока конденсата элементы оребрения расположены поперек пакета
и под некоторым — не менее 15° — углом к горизонту. Каналы конденсации
открыты по всей высоте пакета с обеих сторон. На стороне конденсации
в нижней части каждой секции есть сквозные горизонтальные каналы
для перетока конденсата в полость центральной трубы (виды Б—Б и
К—К). Неконденсирующиеся примеси отбираются из-под крышки конден-
сатора, куда они по специальным трубам переходят из бокового простран-
ства. Каналы для кипения кислорода вертикальные сквозные. Жидкий
кислород подводится в аппарат снизу. Для создания проточности кипя-
щая жидкость отводится через трубу, расположенную между пакетами.
197
''Кздт'на'конденсацию
Рис. 122. Пластинчато-ребристый конден-
сатор-испаритель звездообразной конструк-
ции с вертикальными каналами конденсации.
В таком аппарате эффективность теплообмена выше, чем в предыду-
щем: увеличена интенсивность теплоотдачи на стороне конденсации
благодаря уменьшению толщины пленки конденсата и равномерному
подводу газа на конденсацию. В результате исключения распределитель-
ных элементов оребрения увеличивается рабочая поверхность конденса-
тора и уменьшается металлоемкость аппарата. Открытые на стороне
конденсации каналы создают хорошие условия для затекания флюса
при пайке и последующей химической обработке и промывке его.
Для увеличения компактности аппарата в установках большой про-
изводительности разработана конструкция с последовательным по вы-
соте расположением звездообразных секций.
В конденсаторе-испарителе, показанном на листе 141, газообразный
азот последовательно проходит I и II секции, где частично конденси-
руется. Конденсат из I и II секций отводится через сборник II секции,
а несконденсировавшийся азот направляется на дальнейшую конденса-
цию в III и IV секции аппарата. Из III и IV секций конденсат отводится
аналогичным образом (из сборника IV и самой нижней секции). Жидкий
кислород поступает в верхнюю секцию, откуда распределяется по после-
дующим секциям через систему циркуляционных труб, обеспечивающих
циркуляцию жидкого кислорода и необходимый уровень жидкости в кана-
лах полости кипения каждой секции. Газообразный кислород по отводя-
щим трубам направляется снизу вверх из секции в секцию и выводится
общим потоком из верхней части аппарата.
В улучшенных конструкциях этого типа насадка на стороне конден-
сации также наклонная; газообразный азот на конденсацию подается
в нижние секции.
Для интенсификации теплообмена в экономайзерной зоне на^ стороне
кипения и сокращения времени пуска воздухоразделительной установки
за счет уменьшения объема испаряемой в аппарате жидкости, предложена
конструкция аппарата, в котором нижняя часть каналов кипения разде-
лена перегородкой и заполнена более мелкими элементами оребрения,
а между пакетами расположены вытеснители, заполненные азотом, не
конденсирующимся при температуре кипения испаряемой жидкости. Зау-
женное таким образом сечение нижней части каналов на стороне парооб-
разования приводит к увеличению скорости течения недогретого еще
потока и тем самым интенсифицирует теплообмен именно на неэффек-
тивном, обычно экономайзерном, участке. Для достижения наибольшего
эффекта в нижнюю часть каналов испарения имеет смысл закладывать
элементы оребрения с короткими и прерывистыми ребрами, обеспечива-
ющими дополнительную турбулизацию потока.
Основные параметры, характеризующие работу пластинчато-ребри-
стого конденсатора-испарителя, изменяются в следующих пределах:
АТверх = Т'коид — 7\ип — 1,4 4- 2,5 К,
q = 800 4- 3000 Вт/м2;
h ~ 0,55 4- 0,95.
Для предварительного расчета требуемой площади теплообменной
поверхности пластинчатого конденсатора-испарителя можно использовать
числовые значения ДТВерх, q и h, приведенные выше. Ориентировочное
соответствие удельного теплового потока выбранному температурному
напору для средних значений относительного кажущегося уровня на
стороне кипения можно определить по кривой 1 на рис. 125. По под-
считанному ДТверх = Тконд — Ткип в соответствии с принципиальной схе-
мой воздухоразделительной установки принимают q и
р = ФК0НД
Q 9
198
а взаиморасположение верхней колонны и конденсатора-испарителя
выбирают таким, чтобы обеспечить значение h не менее ранее оцененного.
Основные положения расчета пластинчато-ребристых конденсаторов-
испарителей, выведенные С. А. Шевяковой, В. И. Суховым и др. на
основании зависимостей с использованием интегральных характеристик
процесса теплопереноса в аппаратах этого типа, даны ниже.
Для расчета процесса теплообмена на стороне кипения служит соот-
ношение
где
-----------
1 +0,15 Re1’1
-0,75
F
(V-102)
Qkoha
интегральный критерий энергопереноса в канале
Кт =

Ре = W°da —
v' fpV
р _ 4кип^эр' _ (?конд^э
F 3600 • гр'р" “ FKimrpV • 3600
кипения;
—	число Рейнольдса для жидкости на входе в канал
кипения, f — площадь поперечного сечения ка-
нала;
—	модифицированное число Рейнольдса (для потока
массы от поверхности теплообмена);
Оконд — общая тепловая нагрузка на единичный канал;
М = ш0/р' 3600 — массовый расход на входе в каналы кипения;
w0 — скорость циркуляции или скорость потока
жидкости на входе в канал;
ДТ = Тст —	— интегральный температурный напор на стороне
кипения; Т°^т — температура потока на входе
в канал; Тст — средняя температура теплооб-
менной поверхности;
х ~	— массовое паросодержание потока на выходе из
канала кипения;
4f
=\—-------эквивалентный диаметр канала кипения; иед. к —
* к
смоченный периметр канала кипения.
Значение ш0 целесообразно принимать равным 0,06-^0,15 м/с*
для средних значений относительного уровня h = 0,554-0,75 и неболь-
ших значений температурного напора ДТверх = 1,64-1,8 К- Необходимо
помнить, что при прочих равных условиях с увеличением длины пакета
значение w0 уменьшается. На практике всегда можно поднять значение ш0
до желаемого, увеличив рабочую величину h. Именно для этого в проект-
ном расчете всегда следует предусматривать такое взаиморасположение
колонны и конденсатора-испарителя, которое позволяет в случае необ-
ходимости поддерживать значение h несколько выше заложенного.
Исходное уравнение (V-102) решают относительно <?кип, входящей
в выражение ReF.
Для расчета процесса теплоотдачи на стороне конденсации авторы
методики рекомендуют использовать зависимость Д. А. Лабунцова
ReH = O,95Zo,788/,	(V-103)
* Точное определение значения w0 для заданных условий работы конденсатора-
испарителя может быть предметом самостоятельной задачи. В этом случае опреде-
ляют из гидравлического расчета контура внутренней (естественной) циркуляции жидкости
в аппарате при заданных геометрических размерах канала кипения и циркуляционной
трубы, а также выбранных ДТВерх и h. Для проведения расчета контура естественной
циркуляции требуется предварительно определить все характеристики кипящего двух-
фазного потока криогенной жидкости. Этот расчет сложный и громоздкий.
199
причем поправка е/, учитывающая зависимость вязкости и теплопро-
водности пленки конденсата от абсолютного значения температуры,
в данном случае может быть принята равной 1. После раскрытия значе-
ния параметра Z эта зависимость в развернутом виде может быть запи-
сана как
?K<,,Hfe = °’95 (Qa'/3	У'78,	(V-104)
rv р -3600	\	rv р /	v '
число Галилея.
о73
г-	Р
ГДе Ga = (7)2
В целом тепловой расчет может быть сведен к определению плот-
ности теплового потока, которая определяет площадь поверхности, необ-
ходимой для передачи заданного количества тепла Q = фконд.
Температурный напор в аппарате, т. е. разница температур между
стороной конденсации и стороной кипения (ДТверх) расходуется на пре-
одоление термического сопротивления теплопереносу конденсирующейся
среды (ДТкокд), кипящей среды (ДТКИП) и падение температуры в разде-
ляющей стенке (ДТст). Следовательно, уравнение теплопередачи в общем
виде должно быть записано следующим образом:
верх — ^конд Т'кип = АТ’конд + АТ’кип + ДГСТ.
(V-105)
На основании приведенных выше зависимостей
ЛТ - f ^к0«д \0,78 f 1 Vv')2f Zp У’282
v ^“гк^'р'-збоо/
и
Мсп	г \ “э/
(V-106)
(V-107)
Перепад температур в разделяющей стенке за счет теплопроводности
= ^К0НД^пл
2%ст 2пкондГ ПЛ^СТ
(V-108)
где пКОнд— количество каналов конденсации;
6ПЛ — толщина проставочной пластины, м;
^пл — площадь проставочной пластины высотой /р, м2.
Совместное решение последних четырех уравнений и определяет
величину q.
В уравнениях, касающихся стороны конденсации, индекс ' (штрих)
относится к пленке конденсата, а в уравнениях для кипения — к жид-
кой фазе.
ТРУБЧАТЫЕ КОНДЕНСАТОРЫ-ИСПАРИТЕЛИ
Оросительные конденсаторы-испарители
Оросительные конденсаторы-испарители представляют собой, как
правило, вертикальные кожухотрубные аппараты. Конденсация проис-
ходит в межтрубном пространстве, а процесс кипения — внутри трубок
при течении жидкости сверху вниз тонкой пленкой, в результате чего
исключается отрицательное влияние гидростатического столба жидко-
сти и, следовательно, увеличивается коэффициент теплопередачи [1150—
1450 Вт/(м2-К)1. Это позволяет увеличить высоту аппарата до 5—8 м,
уменьшить диаметр и, следовательно, занимаемую им площадь при боль-
шой производительности аппарата.
По мере выкипания жидкости концентрация взрывоопасных примесей
в ней увеличивается, поэтому вероятность отложения и накопления их
на стенке трубки в аппаратах этого типа повышена. Вследствие этого при
200
использовании конденсаторов-испарителей оросительного типа адсорб-
ционная очистка жидкого кислорода от взрывоопасных примесей считается
обязательной.
Оросительный конденсатор-испаритель и схема его работы с разде-
лительным аппаратом двукратной ректификации показаны на рис. 123.
В рассматриваемом случае конденсатор-испаритель 1 совмещен с нижней
колонной 2. Из рисунка видно, что жидкий кислород после очистки в од-
ном из двух переключающихся адсорберов 3 поступает на верхнюю труб-
ную доску конденсатора-испарителя
ными трубками. Через четыре отвер-
стия жидкость входит внутрь трубки
и тонкой пленкой стекает по ее внут-
ренней поверхности (для образова-
ния пленки жидкости могут быть
использованы и другие типы расп-
ределителей). Образующиеся при
кипении пары выводятся через верх-
ние концы трубок, выступающие над
уровнем жидкости на верхней труб-
ной доске, и отводятся в верхнюю
колонну 5. Неиспарившаяся часть
жидкого кислорода самотеком сли-
вается в куб верхней колонны. На-
сыщенные пары азота, поступающие
из нижней колонны, конденсируются
на наружной поверхности трубок.
Несмотря на высокую интен-
сивность теплообмена, использование
этих аппаратов ограничено трудно-
стями изготовления их.
Коэффициент теплоотдачи [в
ккал/(м2-ч-град)1 со стороны кипя-
щего кислорода определяют по эмпи-
рическим зависимостям:
^кип=450<?°’25;	(V-I09)
^ип = 3400 (Тст - тя"ас)0’33; (v-i ю)
аКИп=8О<?о-465С-0-1.	(V-111)
для распределения между отдель-
Рис. 123. Конденсатор-испаритель ороси-
тельного типа и схема его работы с ап-
паратом двукратной ректификации:
1 — конденсатор-испаритель; 2 — нижняя ко-
лонна; 3 — блок переключающихся адсорбе-
ров; 4 —насос жидкого кислорода; 5 — верх-
няя колонна; В — воздух; N — жидкий азот
(флегма); R — кубовая жидкость; D — детан-
дерный воздух; О2 — кислород; N г — газо-
образный азот.
Минимально допустимое количество жидкого кислорода Омии (в кг/ч),
подаваемого на орошение, и максимально допустимая удельная тепловая
нагрузка <?MaKC [в ккал/(м2-ч)1 определяются по формулам:
Смин ~ ~~~ — 0.02 Оконд!	(V-112)
‘/макс — ~р~ — 50 -р- .
(V-113)
Коэффициент теплоотдачи на стороне конденсации можно рассчитать
по формуле (V-53).
Конденсаторы-испарители с межтрубным кипением
Конденсаторы-испарители с межтрубным кипением применяют в воз-
духоразделительных установках относительно небольшой производи-
тельности. Обычно эти конденсаторы-испарители располагают между
201
Рис. 124. Конденсатор-испаритель с межтруб-
ным кипением.
верхней и нижней колоннами и соединяют с ними пайкой или флан-
цами.
Длина трубок в конденсаторах-испарителях этого типа ограничена
значением 1000—1300 мм в связи с отрицательным влиянием гидростати-
ческого столба кипящей жидкости.
Для лучшей организации проточности трубки такого конденсатора-
испарителя могут быть окружены незамкнутой обечайкой, которая создает
направленную циркуляцию кипящей жидкости. Конструкцию этого
типа можно выполнить в виде отдельного аппарата (рис. 124) или непо-
средственно встроить в куб
верхней колонны.
Тепловой расчет конденса-
тора-испарителя заключается в
определении площади поверх-
ности теплообмена при задан-
ных тепловой нагрузке QK0(W,
давлении кипящего компонента
РкипХ, принимаемых температур-
ном напоре АТверх = АГКИП +
АТКОНД и геометрических раз-
мерах трубчатки: dBH, dH, т, Н.
Средний температурный
напор в конденсаторе-испари-
теле с учетом температурной
депрессии определяется по ве-
личине температурного напора
в верхнем сечении
ДТ = ДТверх — 0.56Т,	(V-114)
де 6Т—поправка на температур-
ную депрессию, соответст-
вующая изменению темпе-
ратуры кипения жидкости,
связанному с влиянием гид-
ростатического столба жид-
кости.
Поправка на температур-
ную депрессию 8Т является
функцией кажущегося уровня h:
бг^Ткип ерхРж/»Я^
427грп
Величина относительного кажущегося уровня кипящей жидкости,
обеспечивающего смачивание поверхности теплообмена по
трубки, находится из уравнения
_ К 1 + 5,4^пррж — 1
всей высоте
(V-116)
2,7допрРж
где шпр — приведенная скорость паров, определяемая выражением
^кип^н^
(V-117)
Шпр грп (995т2 — 900d2 ) ’
В последнем выражении т — шаг трубчатки (в м), а
определяется по уравнению Клапейрона
п __ Ркип' 1Q4
Рп	р/р •
W КИП
Ориентировочное значение z/кип определяется с помощью рис. 125.
величина рп
202
В зависимости от величины теплового потока существуют три обла-
сти изменения интенсивности теплоотдачи при конденсации. Границы
между ними устанавливаются с помощью следующего неравенства:
<f> Н	/v2 \°’24
^конд^^622и05 ж
U#3
(V-118)
(V-119)
гРж^ж
8-10”14—f—
qKun^Mui/(M?
Рис. 125. Зависимость температурного напора от тепловой
нагрузки конденсатора-испарителя.
Интенсивность теплоотдачи при кипении также имеет свои характер-
ные области, которые разграничиваются с помощью следующего нера-
венства:
168т2—153d2
d^H
'Рп<€.п<2-104-
(V-120)
Если соблюдаются оба неравенства (V-118) и (V-120), как это обычно
бывает, и <?кип < Ю4 ккал/(м2-ч), то уточненное значение qKfin опреде-
ляется как
<7кип —
3/2
200ДТ
(V-121)
При несоблюдении хотя бы одного из неравенств (V-118) и (V-120)
<7кип определяют графически. Для этого задаются рядом значений <?КИГ1
и путем расчета по выбранным формулам находят ДТконд и ДТКИП. Гра-
фическое нахождение <?кип показано на рис. 126.
При соблюдении неравенства (V-118), но несоблюдении неравен-
ства (V-120)
о° Н I q°
_ Чконд'2 I ‘’конд
1X1 КОНД-----л
лж
________г
gHs ]
2
V>k
(V-122)
При несоблюдении неравенства (V-118) в виде
<?° Н
—>6,22-106
^Рж^ж
V2 \°-24
V>K I
gH3)
(V-123)
203
Формула для определения АТКОНД:
о° н ( v2 \0-4’3
ЛТ — 77 *К°НД Ж I
ДТконд-77
(V-124>
Если же неравенство (V-118) не соблюдается и при этом
q° Н
Фж'уж
то в этом случае теплообмен ухудшается вследствие влияния осажденных
примесей и, следовательно, необходимо увеличить дЁонд или И. Если,.
Рис. 126. Графическое определение тепловой
нагрузки конденсатора-испарителя.
несмотря на ухудшение теплоотдачи при конденсации, аппарат все же
должен работать именно в этой области, то
Л° /	П° Н
ДТконд = 0,943-10-8^25- -f- :	.	(V-125)
Лж I	ьфж^’ж j
В конденсаторах-испарителях с межтрубным кипением пары конден-
сируются внутри трубок и образовавшийся конденсат стекает вниз на-
встречу поднимающимся парам. В этом случае необходима проверка тру-
бок на «захлебывание». Из условия, что пар в трубках полностью конден-
сируется, можно определить скорость паров во входном сечении и»захл,
соответствующую начальному моменту захлебывания. По формуле
А. Б. Фрадкова эта скорость может быть определена из уравнения
или же
(V-126)
^захлРп
£^внРж
(Нж-Ю4)0’16
(V-127)
Действительная скорость паров во входном сечении w* должна быть
ниже скорости захлебывания не менее чем на^20%, т. е.
®5 =
0 д < 0 8te>
900rPiKdBH ^и’°“’захл.
(V-128>
Определяющей температурой в формулах (V-123) и (V-128) является
ДТ
тКОНД — ТКИП Н 2~ •
204
Формулы расчета ДТКИП приведены ниже.
При соблюдении неравенства (V-118)
Л7’кип = 0.0114Т-	(V-129)
При соблюдении неравенства (V-120) в виде
168т2 — 153d2
500 <С 7кип "С	Рпг
( 168т2—153d2	\°-508
ДТкип = 0,011 I--------2- рпг I	(V-130)
Если ^кип < 500 ккал/(м2-ч), то в этом случае процесс теплоотдачи
осуществляется за счет свободной конвекции и qKHn необходимо уве-
личить.
Площадь поверхности теплообмена
УКИП "3
°вн
Конденсаторы-испарители с внутритрубным кипением
Прямотрубные конденсаторы-испарители. Конденсаторы с внутри-
трубным кипением этого типа получили широкое применение с переходом
к установкам большой производительности. Они выполняются самостоя-
тельными аппаратами с широким диапазоном теплообменной поверхности
от 200 до 1400 ма. Различные конструкции отечественных конденсаторов
с внутритрубным кипением показаны на листах 142, 143 и 144.
Во всех конструкциях этого типа насыщенные пары азота поступают
в верхнюю часть межтрубного пространства и конденсируются на наруж-
ной поверхности трубок. Конденсирующийся азот стекает и отводится
через патрубок над нижней трубной решеткой. К верхней трубной решетке
подвешена внутренняя ложная обечайка, охватывающая все трубки при-
мерно на треть высоты аппарата. Она служит для создания организован-
ного притока азота к поверхности конденсации и упорядоченного вывода
неоно-гелиевой смеси.
При кипении жидкости внутри трубок образуется сплошной поток
парожидкостной смеси с относительно небольшим средним значением
плотности. Давление и, следовательно, температура кипения внутри тру-
бок повышаются вследствие влияния гидростатического столба жидкости
не очень значительно. Это позволяет существенно уменьшить потери тем-
пературного напора вследствие депрессии и увеличить за счет этого вы-
соту трубок (в сравнении с конденсаторами с межтрубным кипением)
до 3 м. Движение парожидкостной смеси внутри стесненного канала обес-
печивает высокие скорости потока и возможность циркуляции жидкости.
На листе 142 представлена конструкция конденсатора этого типа, из-
готовленного из цветных металлов (трубки — медь марки М3, размером
10 х 0,5 мм, обечайка, центральная труба, трубные решетки и донышки —
латунь марки Л62). Трубные решетки и трубки соединены путем пайки
трубок мягким припоем ПОС-40. Остальные детали аппарата припаяны
в основном твердым припоем Л62. В эксплуатации находится очень боль-
шое число конденсаторов этого типа.
В настоящее время наблюдается повсеместное стремление к широкому
внедрению алюминия и его сплавов в аппаратостроение воздухораздели-
тельной техники. Примером современной конструкции таких конденса-
торов может служить аппарат, представленный на листе 143. Алюминие-
вые трубки имеют диаметр 12 х 1,5 мм. Использована новая технология
изготовления со сваркой только встык. Это — выносной аппарат, так
205
что для предотвращения уноса капель жидкости с газообразным кислоро-
дом в конструкции предусмотрена сепарация капель в верхней части
аппарата.
Особенность конструкции конденсатора, представленного на листе 144».
заключается в том, что неиспарившаяся жидкость стекает не в централь-
ную трубу, как это выполнено в конструкциях, показанных на листах 142
и 143, а собирается в верхней части конденсатора, в пространстве между
внутренней и внешней обечайками, и полностью выводится через отводя-
щий патрубок. Такое решение позволяет в необходимых случаях резко
уменьшить напряженность слива (масса жидкости, приходящаяся на
единицу длины периметра перелива) циркулирующей жидкости и тем
самым за счет уменьшения уровня жидкости на верхней трубной решетке
снизить сопротивление выходу двухфазной смеси из трубки и улучшить
равномерность распределения потока кипящей жидкости между всеми
трубками. Это важно при кипении жидкого кислорода с повышенным со-
держанием взрывоопасных примесей (например, для конденсатора, ис-
пользуемого при получении криптоно-ксенонового концентрата). Аппарат
также выполнен полностью из алюминиевых сплавов.
Коэффициент теплопередачи изменяется по высоте трубок. Это обу-
словлено изменением температуры кипения и структуры потока кипящей
жидкости по высоте аппарата, а также изменением толщины пленки кон-
денсата, которая в нижних сечениях трубок максимальна. Осредненный
коэффициент теплопередачи достаточно высок и составляет 800—
950 Вт/(м2-К).
В процессе эксплуатации конденсаторов-испарителей с внутритруб-
ным кипением чрезвычайно важно поддерживать условия, обеспечивающие
их работу в режиме кипения с достаточной циркуляцией («мокрый» режим),
так как в противном случае — при кипении с образованием свободного
уровня в трубках («сухой» режим) — происходит отложение затвердевших
в жидком кислороде взрывоопасных примесей на стенках трубок. На осно-
вании обследования режимов эксплуатации большого числа промышлен-
ных установок низкого давления Л. П. Ронжиным, Л. С. Проворным и
другими было показано, что важнейшим из этих условий является обяза-
тельное соответствие поддерживаемого на стороне кипения условного от-
носительного уровня h величине тепловой нагрузки в аппарате q. Для
поддержания «мокрого» режима должно соблюдаться следующее соответ-
ствие: чем меньше величина тепловой нагрузки, тем большим должен
быть условный относительный уровень кипящей жидкости. Количественно
степень этого соответствия примерно может быть выражена кривой, изо-
браженной на рис. 127.
Неправильно закладывать при проектировании всегда одно и то же
значение условного относительного уровня в пределах h = 0,35ч-0,4, да-
ющего вследствие работы аппарата на границе «сухого» и «мокрого» ре-
жимов наибольшее значение среднего по всей высоте трубки коэффициента
теплоотдачи. При невысоких тепловых потоках q для поддержания «мо-
крого» режима может потребоваться увеличение значения h свыше 0,4,
что будет в силу влияния температурной депрессии означать некоторое
снижение эффективности теплопередачи в аппарате.
Конструктивный расчет прямотрубных конденсаторов-испарителей
с внутритрубным кипением, а также схемы адсорбционной очистки жид-
кого кислорода в циркуляционных контурах различных групп конден-
саторов-испарителей крупнейших отечественных установок Бр-1М, Бр-2
и Бр-2М приведены в специальных работах.
Тепловой расчет прямотрубного конденсатора-испарителя с внутри-
трубным кипением заключается в определении площади поверхности
теплообмена и диаметра циркуляционной трубы при заданных тепловой
нагрузке Q, давлении кипения ркип; выбранных температурном напоре;
геометрических размерах трубчатки; расстоянии между трубными решет-
206
ками /; внутреннем и наружном диаметрах трубок конденсатора dBH, dH;
шаге трубчатки т; материале трубок; уровне конденсата в межтрубном
пространстве HNt и известном составе потоков.
С помощью равновесных кривых при заданных ркип и концентрации
компонента в потоке скип определяется температура кипения Ткип. Тем-
пература конденсации в верхних сечениях трубок конденсатора
Т'конд ~ ^кип “F А^верх*	(V-132)
Принимают ряд значений теплового потока на стороне кипения дкип
в диапазоне 1000—3600 ккал/(м2«ч). С помощью рис. 127 для каждого из
Рис, 127. Зависимость относительного
кажущегося уровня жидкости от
удельного теплового потока для кон-
денсаторов-испарителей с внутритруб-
ным кипением.
Рис. 128. Зависимость показателя сте-
пени т от удельного теплового потока
и относительной длины труб для кон-
денсаторов-испарителей с внутритруб-
ным кипением.
принятых значений ^кип находят относительный кажущийся уровень на
стороне кипения Л, который, как следует из результатов промышленных
испытаний, должен соответствовать режиму кипения с циркуляцией.
Определяют рабочую длину трубок конденсатора /р = I — Н^2.
По вычисленному отношению 1р/d3W и величине <?кип с помощью
кривых (рис. 128) определяют показатель степени т, который в общем
случае можно вычислить по формуле
(V-133)
Критическое значение теплового потока при кипении кислорода в боль-
шом объеме
<7кр = 95000 ккал/(м2-ч).
Для каждого из принятых значений дкип рассчитывают температур-
ный напор на стороне кипения
_	/ / \—0,45
ДТКИП=2,16&3П(-/- hm.
\ “вн /
(V-134)
Для каждого из значений дкип по кривой (рис. 129) определяют
показатель степени k. По формуле (V -135) находят величину темпе-
ратурной поправки на депрессию при кипении внутри трубок, которая
отражает влияние столба кипящей жидкости на разность между
средним температурным напором АТКИП и температурным напором
в верхнем сечении трубок:
67* = 185<7-°>7Л\	(V-135)
207
Температурную поправку на депрессию без использования графика
(см. рис. 129) можно вычислить по выражению
ЬТ* = 1857^7Л^15,1 4,3 18 ?кип).
(V-136)
Для каждого из значений qKfm определяют величину удельной
тепловой нагрузки на стороне конденсации по формуле
удельного теплового потока конденсаторов-
испарителей с внутритрубным кипением.
Рис. 130. График для определения удельного
теплового потока дри расчете конденсатора-ис-
парителя с внутритрубным кипением.
<7конд — <7кип •	(V-137)
“н
Для определения областей
конденсации подсчитывают чле-
ны неравенств (V-118). В соот-
ветствии с необходимой расчет-
ной формулой для конденсации
[см. формулы (V-122), (V-124),
(V-125)] определяют ДТконд.
Подсчитывают температур-
ный перепад в стенке трубок
ДУст = <7КИП -т dBH In .	,
ZAqt	UBB
(V-138)
где Хст — определяют по средней тем-
пературе стенки Тст = Гнил +
 АГверх
2	’
Для тонкостенных медных
и алюминиевых трубок ДТст=0.
Для каждого заданного значе-
ния Чкип определяют сумму
температурных напоров
2 АТ; = ДТкип+Д Тконд+fif* + ДТст
(V-139)
и строят график зависимости
2 &Т{ =f(qK„n)- По значению
ЛТверх = £7\ графически опре-
деляют расчетное значение
удельного теплового потока на
стороне кипения др®'4. Ход графического определения величины qK„n
показан на рис. 130. Необходимая площадь поверхности теплообмена на
стороне кипения
г - Q
кип драсч *
^кип
(V-140)
С учетом того, что в межтрубном пространстве часть теплообменной
поверхности залита жидким азотом, площадь конструкционной поверх-
ности определяется следующим образом:
/ \
Гкип=^ип 1+-Г- •	(V’I41)
Величина HN1//P не должна быть больше 0,15.
Приведенная методика не допускает запаса теплообмен-
ной поверхности. Из конструктивных соображений по величине Гкип
подбирают число аппаратов и количество трубок z:
208
FK
z __ 1 кип
Л^ВН^р
(V-142)
Определяют секундный объем жидкости, выносимой из трубок вместе
с паром
Кж. цирк ~ У Ж. тр УЖ. исп»	(V-143)
где Уж. тр— расход жидкости, поступающей в трубки на испарение;
Уж. исп — количество испарившейся жидкости.
Объем жидкости, поступающей в трубки,
nd?
Уж.тР = —р^0,	(V-144)
где — скорость циркуляции; для широко используемых конденсаторов-испарителей
с размерами трубок dBH 9 мм и / ~ 3000 мм в диапазоне тепловых нагрузок
до 2500 Вт/(м2-ч).
Поданным В. И. Файнштейна и др., область взрывобезопасной работы
ограничена скоростью циркуляции в каждой трубке и не ниже чем 0,04 м/с.
Количество испарившейся жидкости легко определить через найден-
ные ранее значения ?кип и числа трубок z:
__ ш/вн/р2<7кип
Уж. исп —	=	,	(V-145)
РжО2ГО2
где rQ — среднее значение теплоты парообразования кислорода.
Следовательно, секундный расход жидкости, поступающей при кипе-
нии на циркуляцию,
ttdBHZpZ?KIin
Уж. цирк — —4	’	(V-146)
4	''•3600ржОа
Относительную скорость (в м/с) всплытия одиночных пузырьков пара
в жидкости, движущейся в циркуляционной трубе, определяют по фор-
муле Д. А. Франк-Каменецкого
и = 1,51/”	(V-147)
*	Рж
Чтобы исключить возможность захвата пузырьков пара опускаю-
щейся жидкостью, скорость движения жидкости в циркуляционной трубе
выбирают из условия шоп = (0,7-н1,0) и, откуда сечение циркуляцион-
О	е * Уж. цирк
нои трубы /оп = —---------, а расчетное значение диаметра централь-
ной циркуляционной трубы du<Tp =
Наличие пузырьков пара в опускающейся по центральной сливной
трубе жидкости интенсифицирует теплообмен в аппарате, и, кроме того,
практика показывает, что сопротивление опуска достаточно мало даже
при заниженных размерах опускной системы, поэтому в случае необхо-
димости (диаметр центральной сливной трубы можно уменьшить на
10—25%. Ниже приведен пример расчета прямотрубного конденсатора-
испарителя с внутритрубным кипением.
Пример1. Исходные данные: общая тепловая нагрузка Q = <?Конд= 900 000 ккал/ч;
давление кипения ркип = 1,55 кгс/см2; концентрация кислорода в кипящей жидкости х —
= 99,5% об. О2; концентрация азота в конденсирующемся паре у — 98,5% об. N2; темпе-
ратурный напор между средами в верхнем сечении аппарата ДТверх = 2,5 К; уровень
1 Методика расчета основана на применении эмпирических уравнений, в которых
коэффициенты пропорциональности получены при использовании величин в технической
системе единиц измерения.
14 и. п. Усюкин
209
конденсата в межтрубном пространстве = 0,3 м; расстояние между трубными ре-
шетками I == 2,945 м; материал трубки — сплав алюминия; наружный диаметр трубки
dH = 12 мм; внутренний диаметр трубки dBH = 9 мм.
Требуется определить необходимую площадь поверхности теплообмена и размеры
циркуляционной трубы.
По номограмме равновесного состояния аргоно-кислородной смеси при р =
= 1,55 кгс/см2 и х = 99,5% Ог находим Ткип. верх = 94,2 К.
Температура конденсации
Т'конд. верх — Т'кип. верх2 “h ^^eepxi
Т'конд. верх = 94,2 -f- 2,5 = 96,7 К-
В диапазоне 1000—3600 ккал/(м2-ч) принимаем ряд значений tan. i и для каждого
из них по рис. 127 находим
tan п ккал/(м2-ч) .............. 1000	1500	2000	2500	3000	3500
hi............................... 0,68	0,55	0,46	0,36	0,31	0,28
Рабочая длина трубок
I = I —	= 2,645 м,
Р	^2
Отношение
/р/4н = 293,,8^ 300.
При Ip!300 для каждого tan. t с помощью кривых, представленных на рис. 128,
определяем т^.
tan м	ккал/(м2-ч) ........... 1000	1500	2000	2500	3000	3500
тс'............................. 0,228	0,220	0,213	0,205	0,195	0,190
Температурный напор на стороне кипения
п о / /р V0’45 т
А/кип — 2,16 0/кИп) ’ (“3	)	•
\ авн /
tan ь	ккал/(м2-ч) ............ 1000	1500	2000	2500	3000	3500
Д^кип.ь К..................... 1,21	1,30	1,39	1,42	1,46	1,97
С помощью рис. 129 находим показатель степени
tan ь	ккал/(м2-ч) ............ 1000	1500	2000	2500	3000	3500
kt............................ 2,2	1,42	0,9	0,5	0,15	0,15
Температурная поправка на депрессию по формуле (V-135).
= 185^7л4 :
tan. b	ккал/(м2«ч) .............. 1000	1500	- 2000	2500	3000	3500
6Т*., К........................... 0,631	0,475	0,430	0,460	0,600	0,739
Тепловой поток на стороне конденсации подсчитывается по уравнению (V-137)
^вн
<7конд.' i = <7кип. i \
ан
tan ь ккал/(м2-ч) ............... 1000	1500	2000	2500	3000	3500
<7конд. b ккал/(м2-ч)...........	750	1125	1500	1875	2250	2625
При Тконд = 96,7 К, считая азот чистым, имеем — 1,43-10"7 м/с2, рж =
= 707 кг/м3, г= 41,8 ккал/кг, Хж = 0,092 ккал/(м-ч-К).
Подсчитываем члены неравенства (V-118):
8.in-14,	= 8.in-14___________= 384 = А
(v«)2	1,432-10“14	’	’
6,22-105
/ 1 432- 10“14 \
«.« _ 6.22.( 9|8,.г 645,-)	= 98.2 - С.
<7конд. lip
^жРж * 3600
<7конл	Ь ккал/(м2-ч)............. 750	1125	1500	1875	2250	2625
В- ............................... 130	195	261	326	391	456
210
Следовательно, во всех случаях имеем
И < Bi > С.
Температурный напор на стороне конденсации при А < Bi^> С подсчитываем по
уравнению (V-124)
дт1 _______77 <7конд, i^p (	\	#
конд» I — II ---А------1 I
Лж \ g/p /
<7конд ь ккал/(м2-ч)........... 750	1125	1500	1875	2250	2625
ДТконп ь К .................... 0,42	0,63	0,84	1,05	1,26	1,47
1\иПД»	*	*	9	9	9	9
Средняя температура стенки
Тст = Т’кип. верх + АТ’верх/^,
Тст = 94,2 +	= 95,45 К.
Перепад температур в стенке трубки
ДТ’ст. i = <7кип. I ^вн In ,н ;
*Лст	авн
для алюминия при Т = 95,45 К, ^Ст — 245 ккал/(м»ч« К).
/7КИП /, ккал/(м2-ч) .......... 1000	1500	2000	2500	3000	3500
ДТст.м К ...................... 0,0053 0,0079 0,0105 0,0132 0,0158 0,0184
Следовательно, перепад температур в стенке трубы пренебрежимо мал и его можно
не учитывать.
Полный температурный напор между теплообменивающимися средами
2 ДГ< = ДГкип. + АККОНД, i +
<7кип. i. ккал/(м2-ч)....... 1000	1500	2000	25 000	3000	3500
£ДТ£, К.................... 2,26	2,4	2,66	2,93	3,32	4,77
поверхности теплообмена на стороне кипения
Q 900 000	,
— ________— _________ — Ш А
Строим график Д7\ = f (?кип> £) (см. рис. 130). При ДТ = 2,5 К имеем ?кипЧ=
= 1750 ккал/(м2-ч).
Необходимая площадь
FH
кип расч 1750	-----
“кип
Площадь конструкционной поверхности
^кип = ^нп (1 +	= 514 (1 +	= 570 м2.
С целью исключения взрывоопасного «сухого» режима
работы конденсаторов-испарителей не допускается уве-
личение пло щ'а ди теплообменной поверхности сверх FKHn.
Число трубок
_   Fкип ______	570	___ 7А9Л шт
ndBHZp ~ 3,14-0,009-2,645 ~ 7620 шт-
По конструктивным соображениям принимаем 2 аппарата с площадью теплообменной
поверхности F = 285 м2 каждый и количеством труб 3810 шт.
Считая жидкий кислород чистым, по Ткип, верх = 94,2 К находим г = 50 ккал/кг,
рж = 1125 кг/м3, а = 0,0013 кгс/м, рп = 5 кг/м3.
По уравнению (V-146) подсчитываем секундный расход жидкости, поступающей при
кипении на циркуляцию в одном из аппаратов, предварительно приняв, что = 0,04 м/с|
v _ 3,14.0,0092	3,14-0,009-2,645-3810-1750 _
ж. цирк- 4	3810-0,04	50-3600-1125	~
= 0,00968 — 0,00246 = 0,00722 мз/с.
Относительная скорость всплытия одиночного пузырька определяется по соотно-
шению (V-147)
,,	,	0,0013 (1125 —5) 9,812
U = 1’5У -------- 1Т252 -------- =0’155 м/с’
14*
211
Для исключения возможности захвата пузырьков пара в циркуляционную трубу
принимаем скорость опуска в циркуляционной трубе меньше, чем скорость всплытия:
шоп = 0,97а = 0,15 м/с.
Площадь сечения циркуляционной трубы
Wqji	U, 10
Диаметр циркуляционной трубы
Принимаем du, тр = 250 мм.
Витые конденсаторы-испарители. Аппараты этого типа ранее при-
менялись в воздухоразделительных установках в качестве выносных кон-
денсаторов-испарителей. Одна из конструкций такого аппарата представ-
лена на листе 145. Витые трубки конденсатора-испарителя выполнены из
меди, корпус и трубные решетки — из латуни. Нижняя часть конденса-
тора-испарителя разъемная. Кислород движется внутри трубок сверху
вниз. Площадь поверхности теплообмена аппарата рассчитана из условия
неполного испарения жидкого кислорода. При этом с остатком жидкого
кислорода удаляются взрывоопасные углеводородные примеси. Примене-
ние распределителя (лист 146) обеспечивает более равномерное распределе-
ние жидкости по трубкам и тем самым улучшает условия работы аппарата.
Для ориентировочного теплового расчета витых конденсаторов-испа-
рителей с внутритрубным кипением коэффициент теплопередачи можно
принять равным 175—390 Вт/(ма-К).
В последнее время витые конденсаторы с движением кипящей жид-
кости снизу вверх и относительно небольшой поверхностью теплообмена
применяют, чтобы увеличить проточность конденсаторов продукционного
кислорода (выносных конденсаторов-испарителей). В этом аппарате ис-
паряется жидкость, выводимая из большого аппарата для обеспечения его
проточности. Количество жидкости, отводимое из малого конденсатора-
испарителя витого типа и сбрасываемое без рекуперации холода с учетом
паропроизводительности этого аппарата, невелико.
* *
*
Из предыдущего следует, что конденсаторы-испарители — одни из
наиболее важных, определяющих узлов воздухоразделительной уста-
новки, так как уменьшение температурного напора в этих аппаратах поз-
воляет ощутимо снизить расход энергии на разделение воздуха. Увели-
чение же интенсивности теплообмена в них может существенно сократить
поверхность теплообмена, а вместе с этим уменьшить габариты, металло-
емкость и стоимость этих аппаратов; кроме того, вследствие уменьшения
их объема, и величину теплопритоков из окружающей среды.
Наибольшая интенсивность теплообмена у аппаратов оросительного
типа, но они сложны в производстве, предъявляют повышенные требова-
ния к обеспечению их взрывобезопасности и поэтому широкого распростра-
нения не получили. По существу, эти аппараты имеют не настолько высо-
кую интенсивность теплообмена, чтобы это могло заставить преодолевать
присущие им недостатки.
В настоящее время перспективными считаются пластинчато-ребри-
стые конденсаторы-испарители. Главное достоинство таких аппара-
тов — высокая компактность; температурный напор в них наименьший;
на изготовление идут относительно недефицитные алюминиевые сплавы,
производство хорошо поддается механизации и благодаря возможности
работы этих аппаратов на стороне кипения с довольно большим относи-
тельным уровнем промывка теплообменной поверхности кипящей жид-
костью даже при небольших тепловых нагрузках может быть достаточной
212
для обеспечения их взрывобезопасной работы. Недостаток этих аппара-
тов — низкая интенсивность теплообмена (на уровне эффективности тепло-
обмена в конденсаторах-испарителях с межтрубным кипением). Для уста-
новок большой производительности низкая интенсивность теплообмена
заставляет закладывать в расчет этих аппаратов большую величину пло-
щади теплообменной поверхности, что приводит к увеличению числа па-
кетов из-за трудностей изготовления и невозможности использования па-
кетов с размерами больше принятых. В больших аппаратах это затрудняет
коллектирование и отбор неоно-гелиевой смеси, а также порождает про-
блемы достаточного перемешивания всего объема испаряемой жидкости
и обеспечения симметричной проточности аппарата (к тому же пластин-
чато-ребристые аппараты не поддаются ремонту при внутренней течи
пакета).
Таким образом, для конденсатора-испарителя воздухоразделитель-
ной установки малый температурный напор даже в сочетании со зна-
чительной компактностью, по всей вероятности, еще не может служить
показателем полной и достаточной эффективности аппарата и требование
высокой интенсивности теплообмена является необходимым.
Из анализа работы конденсаторов-испарителей следует, что в конден-
саторах-испарителях всех типов основное сопротивление теплопередаче
оказывает сторона кипения, так как эффективность теплообмена на сто-
роне конденсации значительно выше. Именно это и предопределяет в общей
форме путь совершенствования конденсаторов-испарителей — создание
таких условий теплообмена на стороне кипения, которые позволили бы
обеспечить здесь интенсивность теплообмена не хуже или приближаю-
щуюся к интенсивности теплообмена на стороне конденсации.
Американской фирмой «Юнион Карбайд» были созданы конденсаторы-
испарители с чрезвычайно высокой интенсивностью теплообмена даже
при очень малых значениях температурного напора в аппарате. В хими-
ческой технологии эти высокоэффективные конденсаторы-испарители
широко применяют для самых различных сочетаний теплообменивающйхся
сред (кипящая жидкость — конденсирующийся пар), но мы конкретно
остановимся только на конденсаторах-испарителях воздухоразделитель-
ных установок. С целью усовершенствования процесса теплообмена на
стороне кипения была разработана технология покрытия теплообменной
поверхности из алюминия, меди и нержавеющих сталей особым пористым
слоем очень небольшой толщины (0,2—0,5 мм). Технология изготовления
и нанесения пористого слоя таковы, что его теплопроводность примерно
равна теплопроводности покрываемого металла и термическое сопротив-
ление на границе металл — пористый слой практически неощутимо. Для
каждой конкретной жидкости пористый слой должен иметь «свой» характер
(размер пор, частиц, структуру взаиморасположения их, толщину и т. п.);
Сочетания металл—жидкость могут быть самыми разнообразными.
Фирма «Юнион Карбайд» выпускает элементы высокоэффективной
теплообменной поверхности в виде труб. Пористым слоем покрывают либо
наружную, либо внутреннюю поверхность трубы. Трубчатые конденса-
торы-испарители воздухоразделительных установок по причинам, изло-
женным выше, целесообразнее делать с внутритрубным кипением и, сле-
довательно, имеет смысл располагать пористый слой на внутренней по-
верхности трубы. Именно так выполнены известные нам теплопередающие
элементы высокоэффективных конденсаторов-испарителей, применяемых
фирмой в воздухоразделительных установках производительностью по
кислороду 60 000 м3/ч. Это — вертикальные алюминиевые трубки с про-
дольным оребрением снаружи. Полный (вместе с ребрами) внешний диа-
метр составляет около 25,4 мм, высота ребер 0,8—1,0 мм, средняя тол-
щина трапециевидного ребра 0,4 мм, шаг их —0,8 мм, общая (вместе с реб-
ром) толщина элемента — примерно 2,5 мм. Внутренняя поверхность имеет
пористый слой. Внешнее оребрение как бы компенсирует отсутствие спе-
213
циальной интенсификации теплообмена на стороне конденсации и упоря-
дочивает сток образующейся жидкости.
Механизм кипения на тепловых элементах такого рода не выяснен
до конца. Однако фирма дает в общей форме некоторые объяснения при-
чин столь высокоэффективной теплоотдачи. Малые размеры пор, наличие
большого числа центров парогенерации, высокая теплопроводность пори-
стого слоя и отсутствие термического сопротивления между основным ме-
таллом и пористым слоем приводят к тому, что чрезвычайно неболь-
Рис. 131. Сравнение показателей работы
конденсаторов-испарителей:
/ — пластинчато-ребристый аппарат; 2— ап-
парат фирмы «Юнион Карбайд>.
внутри пористого слоя практически
без перегрева жидкости. Выходя
из пористого слоя и отрываясь от
него, пузырьки пара всегда остав-
ляют зародыши для последующего
парообразования, а весь погранич-
ный слой жидкости оказывается не-
обычайно сильно турбулизирован-
ным с направленным переносом мо-
лей жидкости внутрь пористого
слоя.
Для сравнения эффективности
работы аппарата из трубок фирмы
«Юнион Карбайд» и пластинчато-
ребристого конденсатора-испарителя
(рис. 131) приведены показатели их
работы. Материал трубок и плас-
тин — алюминий; кипит кислород;
конденсируется азот. Сравнение
проводится в координатах: раз-
ность температур в верхней части
конденсатора Д 7^Bepx (^конд ^кипХ
удельный тепловой поток (q). Заш-
трихованная область является полем
значений зависимости q (ДТверх)
для аппарата фирмы «Юнион Кар-
байд».
Из представленного рисунка сле-
дует, что при одном и том же значении
температурного напора интенсивность теплообмена в новом аппарате
примерно в 10 раз превосходит интенсивность теплообмена в пластинчато-
ребристом аппарате, считающемся пока одним из наиболее перспектив-
ных. Это говорит о том, что размеры и металлоемкость конденсаторов-
испарителей можно снизить в несколько раз даже по сравнению с пла-
стинчато-ребристыми аппаратами со всеми вытекающими последствиями,
выгодно отражающимися на установке в целом.
Второй факт, вытекающий из сравнения, возможно, имеет еще боль-
шее значение. Как видно из рисунка, кривая для аппарата пластинчато-
ребристого типа слева ограничена значением минимального температур-
ного напора (примерно 1,4 К). Действительно, из всего того, что было
известно до сих пор, это минимальная величина температурного напора,
который еще может обеспечить в конденсаторе-испарителе воздухоразде-
лительной установки достаточно развитый режим пузырькового кипения
(и это только для аппаратов пластинчато-ребристого типа). При меньших
температурных напорах процесс теплоотдачи на стороне кипения пере-
ходит в зону конвективного теплообмена со значительным снижением ин-
тенсивности.
Для аппарата фирмы «Юнион Карбайд» зафиксированное поле реаль-
ной работы аппарата ограничено слева необычайно низким значением
температурного напора (~0,8 К), и ему соответствует тепловой поток по-
214
рядка 5000 ккал/(м2-ч), что примерно в 2—2,5 раза превышает тепловой
поток для любой из ранее известных конструкций.
В каждом конкретном случае выбор АТ и соответствующего ему q
должен быть обусловлен поиском оптимального соотношения между вы-
годой от снижения расхода энергии на разделение воздуха вследствие
пониженного АТ и выгодой от сокращения размеров конденсатора-испа-
рителя вследствие высоких q при несколько повышенных значениях АТ.
В заключение следует сделать вывод о том, что в настоящее время
эволюция конденсаторов-испарителей воздухоразделительных установок
не закончена и можно ожидать, что в ближайшее время в широкую прак-
тику промышленности войдут действительно высокоэффективные аппараты,
которые позволят резко снизить себестоимость продуктов разделения
воздуха и общую стоимость самих установок.
Глава VI
УСТАНОВКИ ДЛЯ РАЗДЕЛЕНИЯ СМЕСЕЙ
УГЛЕВОДОРОДНЫХ И РЕДКИХ ГАЗОВ И ОЖИЖЕНИЯ
ПРИРОДНОГО ГАЗА
Установки для разделения смесей углеводородных и редких газов :
на компоненты при помощи низких температур применяют для получения
следующих продуктов:
этилена;
водорода или азото-водородной смеси;
окиси углерода и других компонентов;
редких газов: аргона, криптона, неона, сырого и очищенного гелия.
В настоящей главе рассмотрены технологические схемы и приведена i
характеристика данных установок и, кроме того, установок для ожижения
природного газа, в которых также используется разделение многокомпо-
нентных смесей при низких температурах.
В указанных установках для разделения многокомпонентных смесей
углеводородных газов используется в основном процесс фракционирован- i
ной конденсации из смеси тяжелых углеводородов — С8, С6, С4 и т. д. при по-
нижении температуры. Остатки легких углеводородов Сх, С2 удаляются
из смеси методом ректификации при значительном понижении темпера- i
туры (флегмой является жидкий азот или смесь азота, окиси углерода и
водорода). При разделении многокомпонентных смесей применяют также ;
методы адсорбции и абсорбции.
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ УСТАНОВОК
ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ ЭТИЛЕНА
Установки для получения этилена различают в зависимости от со-
става газовой смеси, используемой в качестве исходного сырья. Этилен
производят из газов крекинг^, пиролиза и нефтепереработки. Из газа неф- i
тепереработки с большим содержанием метана извлекают кроме этилено-
вой (40% этилена) и пропиленовой (50% пропилена) фракций водород и
метан высокой чистоты.
Особенности установок для получения этилена обусловлены значи-
тельным количеством компонентов и непостоянством концентраций их
в исходной газовой смеси. Холод, необходимый для работы установок, по-
лучается в холодильных циклах, где хладагентами служат продукты раз-
деления либо используются посторонние хладагенты.	:
УСТАНОВКА ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ ЭТИЛЕНА ИЗ ГАЗОВОЙ СМЕСИ
С ОТНОСИТЕЛЬНО БОЛЬШИМ СОДЕРЖАНИЕМ ПРОПАНА
И ПРОПИЛЕНА
В качестве сырья используется смесь из газов переработки нефти и
газов крекинга этана и пропана следующего состава (в % об.): Н2, СО,
N2 — 19; СН4 — 31,2; С2Н6 — 22,8; С3Н8 — 4,6; С2Н4 — 18; С2Н2 — 0,2;
С3Нв — 2,2; С4-фракция — 1,8; С5 — 0,2%.
216
Схема установки фирмы «Линде» (ФРГ), основанная на принципе
фракционной конденсации компонентов газовой смеси, представлена на
листе 147.
Компрессор 1 сжимает до давления 2,5—3 МПа исходный газ, кото-
рый далее очищается раствором щелочи от СО2 и соединений серы в скруб-
бере 2, охлаждается продуктами разделения в переключающихся тепло-
обменниках 3, где конденсируется основное количество водяного пара.
Остаточная влага удаляется в адсорберах 4, заполненных алюмогелем.
В конденсаторе-испарителе газ охлаждается испаряющимся аммиаком
или пропиленом; образовавшаяся жидкость и газ поступают в колонну
предварительного разделения 6.
Низ колонны обогревается паром, а верх охлаждается испаряющимся
аммиаком или пропиленом. Температура в верхней части колонны
понижается до 230 К. В результате разделения в кубовой жидкости кон-
центрируются С3 и более тяжелые углеводороды, а вверху — пары
С2-углеводородов.
Газ из колонны 6 направляется на дополнительную осушку в адсор-
бер 4 и затем поступает в теплообменники 3, где охлаждается продуктами
фракционирования. Далее газ частично конденсируется в подогревателе
кубовой жидкости колонны 8 и поступает на фракционированную конден-
сацию в межтрубное пространство конденсатора-испарителя 7, где в ре-
зультате испарения метана циркуляционного холодильного цикла почти
полностью конденсируются метан и другие углеводороды из поступаю-
щего газа.
Несконденсированные Н2, СО, СН4 и N2 дросселируются, направ-
ляются в трубы конденсатора-испарителя 7 и через теплообменники как
продукт разделения, состоящий из Сх- и С2-углеводородов, направляется
на разделение в колонну метана 8, работающую под давлением 0,2 МПа»
в кубе которой получают С2-углеводороды, а в верхней части — СН4;
последний поступает в циркуляционный цикл на сжатие и последующее
сжижение.
Жидкий метан после дросселирования понижает свою температуру и
конденсирует газы в конденсаторе-испарителе 7. Обогрев колонны 8 осу-
ществляется путем конденсации циркулирующего метана. Кубовая жид-
кость, состоящая из этилена С2Н4, ацетилена С2Н2 и этана С2Н6, из ко-
лонны 8 поступает в колонну 9, где разделяется на С2Н6 и смесь С2Н4
и С2Н2, отводимую из верхней части колонны. Для получения чистого-
этилена смесь С2Н4 и С2Н2 поступает в этиленовую колонну 10, где С2Нй
отмывается из смеси ацетоном, охлажденным до низких температур.
В результате из верхней части колонны 10 выводится этилен, который на-
правляется на нагревание в теплообменники 3, после чего выдается как
конечный продукт.
Кубовая жидкость из колонны 10 после охлаждения поступает на
разделение ацетоно-ацетиленовой смеси в колонну 16.
Ацетилен выходит сверху из колонны, а ацетон возвращается после
охлаждения в колонну 10. Полученную в колонне 6 тяжелую фракцию-
подвергают дополнительному разделению в колонне 13. Низ колонны обо-
гревается паром, верх охлаждается водой. Полученную в верхней части
колонны 13 смесь пропилена С3Нв и пропана С3Н8 разделяют в колонне 12
на чистые пропилен и пропан путем циркуляции пропилена, а из куба ко-
лонны 13 отводят С4- и С5-фракции.
Таким образом, в установке в результате разделения получают смесь
Н2, N2 и СО, фракцию СН4, этан, этилен высокой чистоты, фракцию со зна-
чительным содержанием ацетилена, чистых пропилена, пропана. Потери
холода компенсируются за счет метанового и этиленового холодильных
циклов с температурой испарения хладагентов соответственно около' ПО
и 170 К.
217
УСТАНОВКИ ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ ЭТИЛЕНА ИЗ ГАЗОВОЙ СМЕСИ
С ВЫСОКИМ СОДЕРЖАНИЕМ ТЯЖЕЛЫХ УГЛЕВОДОРОДОВ
Установка высокого давления. Технологическая схема установки
фирмы «Линде» (ФРГ) представлена на листе 148.
Состав газа, поступающего на разделение (в % об.): Нг — 7; СН4 —
22; С2Н4 — 24; С2Нв — 9; С2Н2 — 0,2; С3Нв — 15; С3Н8 — 0,8; ^-фрак-
ция — 8; С5-фракция — 5 и С6-фракция — 9.
Газ сжимается в компрессоре 1 до давления 2,5—3 МПа. В промежу-
точных холодильниках компрессора конденсируется водяной пар и часть
тяжелых углеводородов. В скруббере 2 газ очищается отСО2 и соединений
-серы раствором едкого натра и поступает в теплообменник 3, где охла-
ждается до 5° С продуктами разделения, вследствие чего конденсируются
также водяной пар и часть тяжелых углеводородов.
Разделение углеводородов и воды происходит в колонне 12, в кубе
которой получают С4- и С5-фракции, а в верхней части — С2- и С3-фракции.
Колонну 12 подогревают паром и охлаждают в верхней части испаряю-
щимся аммиаком или пропиленом при температуре испарения 0° С. После
охлаждения в теплообменнике 3 газ осушается алюмогелем в адсорбере 4
и далее охлаждается аммиаком или пропиленом в испарителе 5. Кубовая
жидкость из колонны 7 испаряется при нагревании циркулирующим ме-
таном и направляется в колонну ацетона 8, орошаемую циркулирующим
ацетоном, который абсорбирует ацетилен. Регенерация ацетона проис-
ходит в колонне 14, из верхней части которой выходит ацетилен. Сверху
из колонны 8 газовая смесь направляется в колонну 9, где разделяется
на этиленовую С2Н4 и этановую С2Нв фракции с помощью циркуляцион-
ного цикла этилена. В результате сверху из колонны 8 отводится этилен,
который подогревается в теплообменниках и выходит как конечный про-
дукт. Снизу из колонны 9 отводится этановая фракция, которая также про-
ходит теплообменники и поступает к потребителю. Из колонны 13 смесь С4-
и С5-фракций направляется в колонну 12, где разделяется.
Кубовая жидкость С3- и С4-фракций поступает из колонны 5 на раз-
деление в колонну 10, низ которой подогревается паром, а верх охлажда-
ется аммиаком. Кубовая жидкость из колонны 11 подвергается разделе-
нию в колонне 13 для получения С4- и С5-фракций. Из верхней части ко-
лонны 12 конденсат передается в колонну 9, где разделяется на С3Нв и
С3Н8 с помощью циркуляционного цикла пропилена.
Таким образом, сложный газ, состоящий из девяти компонентов, в дан-
ной схеме подвергается разделению на все составляющие. Холод, необхо-
димый для работы, получается в метановом и этиленовом холодильных
циклах на уровне температур соответственно НО и 170 К.
Установка низкого давления. Состав поступающего на разделение
газа (в % об.) Н2 — 7; СН4 — 24; С2Н4 — 22; СвНв — 9; С2Н2 —0,2;
С3Нв — 15; С3Н8 — 0,8; С4-фракция — 4; С5- и С6-фракции — по 9.
В отличие от предыдущей схемы процесс разделения смеси можно
вести при более низком давлении и значительной производительности,
применяя турбокомпрессоры для сжатия газа. В качестве холодильного
агента при отделении фракции С3 вместо аммиака используют пропилен
С3Н6 или этилен.
Технологическая схема установки фирмы «Линде» (ФРГ) показана
на листе 149.
Сырой газ сжимается в турбокомпрессоре 1 до давления 1,0—1,2 МПа
и подвергается обработке, аналогичной описанным в предыдущих схемах
до колонны 5 разделения С2- и С3-фракций. Необходимая в колонне 5
флегма образуется в результате испарения этилена под давлением 0,7 МПа.
Газ, освобожденный в колонне 5 от С3-фракции, поступает в колонну
метана 6, работающую при давлении 0,5 МПа с помощью циркуляцион-
ного цикла метана. Фракция С2 из куба колонны 6 направляется в колон-
218
ну 9, орошаемую ацетоном для очистки от ацетилена. После очистки от
ацетилена газ поступает в этиленовую колонну предварительного разделе-
ния 8, работающую под давлением 0,4 МПа; в верхней части колонны по-
лучают чистый этилен, а в кубе колонны — этан. Пары этилена из ко-
лонны 8 сжижаются испаряющимся этаном, поступающим из нижней части
этиленовой колонны 7. Жидкий этилен является флегмой колонн 7 и 8.
Полученная в кубе колонны 8 смесь направляется в среднюю часть
колонны 7, где она разделяется на чистые С2Н4 и С2Нв. Верх колонны 7
орошается предварительно переохлажденным сжиженным этиленом из
колонны 8 и этиленом холодильного цикла. Сверху из колонны 7 выходит
чистый этилен, который является конечным продуктом, а снизу из ко-
лонны — этан. Часть этилена из колонны 7 поступает в холодильный цикл
и частично после турбокомпрессора выходит в жидком состоянии. Тяжелые
углеводороды разделяются на составляющие С3Нв, С3Н8, С4-, С8- и Св-фрак-
ции таким же образом, как в предыдущей схеме.
Как видно из описанной схемы, даже при давлении сжатого газа
1,0—1,2 МПа десятикомпонентную смесь также можно разделить на ее
составляющие. Холод, необходимый для работы установки, получается
в этиленовом и метановом холодильных циклах.
УСТАНОВКА ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ ЭТИЛЕНА
ИЗ ГАЗОВОЙ СМЕСИ ЛЕГКИХ УГЛЕВОДОРОДОВ
Состав газовой смеси, поступающей на разделение (% об.):
Н2 —39; СОи N2 — 20; СН4 — 17;С2Н2 — 0,2;С2Н4 — 22,5;С2Н6 — 1,0;
С3Н3 - 0,3.
Эта газовая смесь, полученная пиролизом этана и пропана, почти не
содержит С3- и более тяжелых углеводородов; ее можно разделить на со-
ставляющие компоненты, используя более простое, чем в предыдущих
схемах установок, оборудование; при разделении смеси легких углеводоро-
дов получают также метан, ацетилен, смесь СО и Н2 и небольшое коли-
чество этана.
Технологическая схема установки фирмы «Линде» (ФРГ) представ-
лена на листе 150. Газовая смесь сжимается компрессором 1 до 1,5—
2 МПа, охлаждается продуктами разделения в теплообменниках 2, осу-
шается в адсорбере 3 от водяного пара, охлаждается в испарителях 4, 6, 9,
где частично сжижаются тяжелые фракции и далее при охлаждении в теп-
лообменнике 8 разделяется на конденсат и остаточный газ. Конденсат
дросселируется и поступает на орошение в колонну 7. Остаточный газ
охлаждается в теплообменнике 10 и направляется в колонну 11, где раз-
деляется на чистый легкокипящий продукт, состоящий из смеси СО и Н2
и кубовую жидкость (смесь СО и СН4).
Процесс разделения в колонне И осуществляется с помощью флегмы,
получаемой при частичной конденсации газов, отводимых из верхней
части колонны 11, в испарителе внешнего азотного холодильного цикла.
Несконденсированная часть газа из азотного испарителя нагревается
в теплообменнике 10, расширяется в турбодетандере 12, отдает свой холод
в теплообменнике 8, в теплообменниках 2 и выходит к потребителю в виде
смеси СО и Н2, пригодной для синтеза метанола. Кубовая жидкость из
колонны И дросселируется и направляется в качестве флегмы в ко-
лонну 7.
В колонне 7 в результате испарения жидкости в испарителе 6 и с по-
мощью флегмы (СО + СН4) смесь разделяется на кубовую жидкость, со-
стоящую из углеводородов С2 и С3, и остаточный газ, содержащий СО и СН4.
После утилизации холода в теплообменнике 8 и в теплообменниках 2
газ возвращается на всасывание в компрессор 1. Кубовая жидкость, на-
гревшись в змеевике ацетоновой колонны 13, дросселируется и поступает
на дальнейшее разделение в колонну 5. В верхней части колонны 5 на-
219
капливается метан, в нижней — жидкость, состоящая из (^-углеводоро-
дов. Метан поступает в метановый холодильный цикл; после дросселиро-
вания часть метана орошает колонну 5, другая часть, испарившись и на-
гревшись в теплообменнике 8 и теплообменниках 2, выходит к потреби-
телю как конечный продукт. Жидкость из колонны 5 после дросселиро-
вания поступает на разделение в колонну 13, которая орошается ацетоном,,
извлекающим из газовой смеси ацетилен.
Кубовая жидкость из колонны 13, состоящая из ацетона с растворен-
ным ацетиленом, подвергается разделению в колонне 15; в результате
сверху из колонны выходит ацетилен — конечный продукт, а снизу —
ацетон, который возвращается в колонну 13. Газовая фракция из ко-
лонны 13 поступает в колонну 14, где разделяется на этилен и этан. Сверху
из колонны выходит этилен и снизу этан.
Для компенсации потерь холода в установке используют азотный*
метановый и этиленовый циклы, а также турбодетандер.
УСТАНОВКА ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ ЭТИЛЕНА ИЗ ГАЗА
КРЕКИНГА НЕФТИ ИЛИ БЕНЗИНА
Газ крекинга тяжелых погонов нефти или бензина, содержит в основ-
ном Н2- и С2-фракции. Сырой газ имеет состав (в % об.): Н2 — 39; СН4 —
4,8; С2Н4 — 32,4; С2Нв — 22,3; С3-фракция — 1,5.
Технологическая схема установки фирмы «Мессер Грисхейм» (ФРГ)
представлена на листе 151. Газ, сжатый компрессором 1 до 2 МПа, охла-
ждается продуктами разделения в первом (по ходу газа) теплообменнике,
затем его температура понижается до 225—230 К в испарителе аммиака 3.
Из испарителя пропан-этиленовый конденсат поступает на разделение
в колонну 11.
Кубовая жидкость из колонны 11 в виде пропановой фракции от-
водится как конечный продукт, а выходящий из испарителя 3 поток газа,
соединяясь с отходящим из верхней части колонны 11 газом, направляется
во второй (по ходу газа) теплообменник, где охлаждается продуктами
разделения. После дополнительного охлаждения в переохладителе Id
за счет испарения жидкого этилена холодильного цикла газ поступает
в разделительную колонну высокого давления 4.
Выходящая из верхней части колонны 4 газообразная смесь водорода
и метана направляется в теплообменники 2 и затем выводится из уста-
новки как продукт разделения. Кубовая жидкость из колонны высокого
давления 4 дросселируется в колонну среднего давления 7, где при давле-
нии 0,45 МПа очищается от оставшихся водорода и метана. Водородо-
метановая смесь из верхней части колонны через теплообменники вы-
ходит из установки как продукт разделения. Кубовая жидкость, представ-
ляющая собой смесь этилена и этана, дросселируется в этиленовую ко-
лонну 8.
В результате разделения в кубе колонны 8 накапливается этан, а из
верхней части выходит пар этилена. Одна часть кубовой жидкости через
теплообменники 2 отводится как продукт орошения в колонны 4 и 7.
Этилен, выходящий из колонны 8, разветвляется на два потока: один по-
ток засасывается компрессором 9 через третий (по ходу газа) теплообмен-
ник и возвращается в холодильный цикл; другой отводится через второй
и первый теплообменники 2 как конечный продукт.
После компрессора 9 часть потока при среднем давлении и часть по-
тока при высоком давлении направляются на обогрев колонн 7 и 8. Жид-
кий этилен после змеевиков дросселируется в сборник 6, откуда посту-
пает на охлаждение газа в переохладителе 10, на орошение колонны 8
и на испарение в дефлегматорах колонн 4 и 7. Отходящий пар этилена из
переохладителя, дефлегматоров, сборника и частично из колонны 8 воз-
220
вращается на сжатие в компрессор 9, замыкая таким образом этиленовый
холодильный цикл, компенсирующий потери холода.
Часто полученный в результате разделения этан подвергается кре-
кингу, и продукты крекинга возвращаются в цикл для разделения.
В данной установке значительно сокращено количество оборудова-
ния; производительность установки агрегата можно повысить до 60 т/ч
этилена.
УСТАНОВКА ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ ВОДОРОДА, МЕТАНА,
ЭТИЛЕНОВОЙ И ПРОПИЛЕНОВОЙ ФРАКЦИЙ ИЗ ГАЗА
Н ЕФТЕП ЕРЕРАБОТКИ
Исходный газ, сухой и свободный от двуокиси углерода, имеет со-
став (в % об.): Н2 — 28; СО — 0,1; СН4 — 64,5, С2Н4 — 2,4; С3Н8 — 5.
Технологическая схема установки фирмы «Мессер Грисхейм» (ФРГ) изобра-
жена на листе 152. Газ, сжатый до 3 МПа, охлаждается в теплообменни-
ках 3 продуктами разделения. При этом конденсируется пропиленовая
фракция, которая насосом 9 перекачивается потребителю. При дальней-
шем охлаждении газа в испарителе этилена 11 и теплообменнике 3 кон-
денсируется этиленовая фракция, которая в первом отстойнике 6 отде-
ляется от газа и насосом 9 перекачивается потребителю. Далее газ охла-
ждается в последнем теплообменнике 3, частично из него конденсируется
метан; при дальнейшем охлаждении в змеевике колонны 5 метан почти
лолностью ожижается, и смесь газа и жидкости направляется в водород-
;ную колонну 10 для дополнительного разделения.
Из нижней части колонны 10 жидкий метан, поступивший во второй
отстойник 6, отделяется от неочищенного газа и направляется на ороше-
ние метановой колонны 5. Сверху из метановой колонны 5 выходит метан
под давлением 0,78 МПа, смешивается с метаном из первого (по ходу газа)
отстойника 6, нагревается в первых четырех (по ходу газа) теялообмен-
никах 3, и выходит из системы как метановая фракция 1. Неочищенный
газ из второго отстойника 6 нагревается в тех же четырех теплообмен-
никах 3, выходит из системы как неочищенная метановая фракция, которая
вновь сжимается в компрессоре 1 и возвращается в установку. Жидкость
из колонны 5 переохлаждается в переохладителе 2 и перекачивается на-
сосом 9 на орошение колонны 10.
Сверху из колонны 10 выходит водород с небольшим содержанием
метана и охлаждается в низкотемпературном переохладителе 8, затем
-расширяется в первой ступени детандера 7, отдает холод и расширяется
во второй ступени детандера, снова отдает холод и выходит из переохла-
дителя 8 в переохладитель 2, проходит через все четыре теплообменника
ъ выходит при нормальной температуре как конечный продукт.
Холод в системе получается на двух температурных уровнях: на вы-
соком — за счет испарения пропана в испарителе пропана 4, где конден-
сируется циркулирующий этилен, который после переохладителя 2 дрос-
селируется и испаряется в этиленовом испарителе 11, снова в газообразном
состоянии возвращается на сжатие через переохладитель 2 и теплообмен-
ник 3; на низком — за счет расширения водорода в детандерах. Произ-
водительность установки может быть сколько угодно значительной в за-
висимости от возможных размеров аппаратуры.
УСТАНОВКА ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ ЭТИЛЕНА ИЗ НАФТЫ
В этой установке этилен получают из газовой смеси, полученной в ре-
зультате термического разложения (пиролиза) нафты. При нагревании
до высоких температур углеводородные газы или жидкости разлагаются
-на более легкие фракции. Состав продуктов разложения зависит от тем-
лературы, давления, продолжительности обработки сырья. Чтобы уве-
221
личить выход легких фракций, к сырью добавляют водяной пар. Соотно-
шение пар/углеводород (в кг/кг) равно соответственно для этана, пропана
от 0,25 до 0,4, для жидкого сырья — бензин, газойль, нафта — от 0,5 до-
0,7. Интенсивность процесса пиролиза оценивается соотношением
С2Н4/С3Н6.
Технологическая схема установки фирмы «Линде» (ФРГ) изображена
на листе 153. В качестве сырья используется нафта, поступающая через
подогреватель в печь крекинга 1. К подогретой нафте добавляется водяной
пар. В печи смесь подогревается до 750—800° С в результате сжигания
топливного газа, в результате чего образуется газовая смесь, состоящая
из Н2, Сг-, С2-, С3- и С4-фракций бензина и тяжелых масел. При быстром
охлаждении от 800 до 300° С в холодильнике-парогенераторе 27 смесь
закаливается, состав смеси стабилизируется. Образовавшийся пар вы-
сокого давления поступает на перегрев в котел-утилизатор 26, в котором
используется тепло дымовых газов из печи крекинга 1 и этановой печи 28,
и затем поступает в паровые турбины турбокомпрессоров. Далее смесь
охлаждается в колонне масляной промывки 2, верхняя часть которой оро-
шается фракциями, охлажденными до нормальных температур, поступаю-
щими из разделительного котла 5. В нижней части колонны 2 собираются
остаточные масла, которые циркулируют в системе закалки масла с обра-
зованием пара низкого давления.
Часть остаточного масла из колонны 2 направляется в колонну 25
отгонки остаточного масла; из нижней части ее выходит мазут, а из верх-
ней — основной продукт, который возвращается в колонну 2. Газ из
колонны поступает в воздухоохладитель 3 и далее в водяной холодиль-
ник 4. В холодильнике 4 конденсируются водяной пар и тяжелые угле-
водороды, которые разделяются в котле 5. Смесь воды с углеводородами
поступает в колонну 24, где из верхней части выходит газ, а из нижней —
жидкий остаток, который после подогрева паром направляется на дози-
ровку нафты и этана в печи 1 и 28. Часть жидкости из котла 5 поступает
в стабилизирующую колонну, из нижней части которой выходит бензин,
а газ из верхней части возвращается в водяной холодильник 4 и далее сжи-
мается до давления 2,5—3 МПа в многоступенчатом компрессоре. В про-
межуточных холодильниках выделяется вода и С4-фракция с растворен-
ными более легкими компонентами, разделяющимися в колонне 21, из
которой газ направляется на сжатие, а жидкость в колонну 22; из нижней
части колонны 22 выходит бензин, а из верхней — С4- и С8-фракции.
Для очистки от сернистых соединений и СО2 установлена колонна 7Г
орошаемая моноэтаноламином или щелочью.
Газ осушается в осушителе. Состав газа после осушки (в % об.):.
Н2—15; СО —0,3; СН4 — ‘31; С2Н2 —0,6; С2Н4 — 33; С2Нв — 5,3;
С3-фракция — 14,8.
Далее газ охлаждается в теплообменнике продуктами разделения,
в результате чего конденсируются тяжелые углеводороды С3. Парожид-
костная смесь из теплообменника поступает в колонну 9 фракций С2-, С3-.
Из нижней части колонны 9 кубовая жидкость направляется на разделе-
ние последовательно в колонны 20, 21 и 22; в результате получаются
С3- и С4-фракции, а газовая фаза дополнительно охлаждается в тепло-
обменнике продуктами разделения, далее она разделяется в отделителе,
газовая фаза в виде смеси СН4 и Н2 проходит теплообменник и, нагреваясь,
выходит как продукт. Жидкая фаза, состоящая из этилена, ацетилена,
этана и метана, поступает в метановую колонну 10, из которой сверху
выходит метан, а снизу — все С2-углеводороды, в том числе и ацетилен.
Для удаления ацетилена к жидкой фазе из колонны 10 добавляется
водород, поступающий из метанатора 16, который гидрирует С2Н2 до
С2Н4. После этого смесь разделяется в колонне //на метан, который по-
ступает из верхней части колонны в теплообменники, и смеси этана и эти-
лена в виде кубовой жидкости. Далее кубовая жидкость из колонны 11
222
подается в этан-этиленовую колонну 12, в которой получается этилен, от-
ходящий из верхней части колонны как конечный продукт. Жидкий этан
из нижней части колонны 12 испаряется, отдает свой холод в различных
частях системы и поступает на пиролиз в этановые печи 28. Газообразный
этилен сжимается в этиленовом турбокомпрессоре 14 и после охлаждения
и сжижения заполняет сборник жидкого этилена 15.
Холод, необходимый для работы установки, получается в пропилено-
вом (компрессор 13) и этиленовом (компрессор 14) циклах, которые пол-
ностью не описаны.
Таким образом, в результате пиролиза нафты получают мазут, бен-
зин, углеводородные фракции С6, С4, С3 и максимально возможное коли-
чество этилена. Установка, работающая
по данной схеме, является весьма эффек-
тивной и получила распространение в
промышленности. Установки, находя-
щиеся в эксплуатации, позволяют полу-
чать от 100 до 500 тыс. т в год чистого
этилена.
Принципиальная схема разделения
в одной из рабочих колонн 12 установки
(лист 154) представлена на рис. 132.
В колонну 12 поступает из колонны 11
смесь, состоящая из этилена и этана.
Рис. 132. Принципиальная схема
разделения этилен-этановой смеси
с закрытым циклом пропилена.
Циркулирующий газ сжимается в
компрессоре Сг, охлаждается водой в теп-
лообменнике Е1, холодным основным
продуктом (этиленом) в теплообменнике
£2 и циркулирующим хладагентом в теплообменнике Е3. Далее
жидкий хладагент подогревает кубовую жидкость в теплообменнике Е4,
состоящую в основном из С2Нв, переохлаждается в теплообменнике Е&
и после дросселирования испаряется в теплообменнике Е6. В результате
испарения хладагента в Е6 пар, выходящий из колонны разделения, пре-
вращается в жидкость, часть которой возвращается в виде флегмы в ко-
лонну, а другая часть (С2Н4) выходит как конечный продукт. Хладагент
из Ев подогревается в Е6 и Е3 и снова сжимается в компрессоре, замыкая
цикл. Температура подогрева кубовой жидкости в теплообменнике Е4
равна 280 К. Температура испаряющегося этилена в Е6 равна 170 К.
УСТАНОВКА ДЛЯ ПРОИЗВОДСТВА ЭТИЛЕНА ИЗ ГАЗОВ
ПИРОЛИЗА ЭТАНА
В этой установке в качестве сырья используются газы пиролиза этана
(пирогаз) и в циркуляции находятся этан и смесь пропан-пропилен.
Часть схемы производства этилена и этана, относящаяся к газоразде-
лению при низких температурах, представлена на листе 154. Пирогаз,
поступающий на разделение, имеет давление 3,6 МПа и температуру
290 К. Он охлаждается продуктами разделения в теплообменнике 1 до
270 К, затем в теплообменнике 2 до 235 К, в теплообменнике 3 — до 230 К,
в теплообменнике 4 — до 217 К и теплообменнике 5 — до 200 К.
Парожидкостная смесь делится на части в отделителе 6. Газовая
часть поступает на охлаждение продуктами разделения в теплообменник 7
и в теплообменник 9, при этом ее температура понижается до 180 К за
счет нагрева этилена холодильного цикла. Жидкость из отделителя 6
направляется на разделение в метановую колонну 15.
Охлажденная парожидкостная смесь в отделителе 11 делится на жид-
кость и газ, откуда жидкость поступает на разделение в метановую ко-
лонну 15, а газ — в теплообменник 12 для дальнейшего охлаждения до
температуры 145 К, при которой почти полностью конденсируется этилен.
223
Жидкость из отделителя 13 направляется для разделения в колонну 15
через теплообменник 14, а газ, в основном состоящий из водорода и ме-
тана, дросселируется до 0,4—0,6 МПа и при температуре 120—125 К на-
гревается в теплообменниках 12, 7, 8, 1 до 250 К.
Фракции из отделителей 6, 11 и 13, поступившие в метановую ко-
лонну 15, разделяются на составляющие. В качестве теплоносителя в ки-
пятильнике 16 для колонны 15 используется пропилен холодного цикла.
Пары из нижней части колонны 15 проходят теплообменники 17 и 18,
где охлаждаются до температуры 210—230 К и подаются в нижнюю часть
верхней колонны, которая отделена от нижней сплошной перегородкой.
Жидкость из верхней части колонны 15 перетекает в нижнюю. Хладаген-
том в теплообменниках 17 и 18 является этилен холодильного цикла, ис-
паряющийся при 200—220 К.
Пары из верхней части из колонны 15 охлаждаются и частично кон-
денсируются в этиленовом холодильнике, где конденсируется метано-
этиленовая смесь, которая разделяется на фазы в отделителе 20. Жидкая
-фаза проходит теплообменник 14, где переохлаждается до 160 К, затем
дросселируется до 0,2 МПа, подогревается в теплообменниках 12, 7, 8, 1,
•сжимается в компрессоре и подается обратно в цикл. В теплообменнике 12
жидкость испаряется при 130 К.
Газообразная метановая фракция из отделителя 20 дросселируется
до 0,4—0,6 МПа, отдает свой холод в теплообменниках 7, 8, 1 и при 280 К
выходит из системы. Кубовая жидкость метановой колонны 15, состоящая
-в основном из С2-фракции, передается на этановую колонну 21. В ка-
честве теплоносителя в нижней части этой колонны используется водяной
пар, нагревающий жидкость до 350 К в кипятильнике 22.
Пары из этановой колонны 21 направляются в конденсатор 23 и кон-
денсируются в результате испарения пропилена холодильного цикла.
Конденсат из конденсатора 23 стекает в отделитель 24 и разделяется на
части. Одна из них орошает этиленовую колонну 25. Из нижней части
этиленовой колонны выходит жидкий этан, который после дросселирова-
ния испаряется в теплообменнике 3, подогревается в теплообменнике 1
и снова поступает на пиролиз в дополнение к сырью.
Пары из этиленовой колонны при давлении 0,7 МПа и температуре
215 К поступают на сжатие в турбокомпрессор 26, после которого часть
этилена выходит как конечный продукт, а другая часть возвращается на
орошение этилёновой колонны 25 через конденсатор 27, отделитель 29,
переохладитель 28. Жидкость из этиленовой колонны подогревается за
•счет конденсации этилена под давлением 20 МПа в кипятильниках 30.
Кубовая жидкость этановой колоНны 21, состоящая в основном из С3-фрак-
ции, поступает на разделёние в пропановую колонну 32, которая сверху
•охлаждается пропиленом холодильного цикла в процессе его испарения
в межтрубном пространстве дефлегматора, снизу обогревается паром.
Образующийся конденсат С4-фракции в нижней части колонны поступает
к потребителю, а из нижней части колонны выходит смесь пропан-пропи-
лен, которая возвращается в цикл на пиролиз. Таким образом, в резуль-
тате пиролиза из этана получают в основном этилен, смесь метана и во-
дорода и С4-фракции.
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ УСТАНОВОК
ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ АЗОТО-ВОДОРОДНОЙ СМЕСИ
Эти установки различают по составу исходного сырья. В установках
для производства азото-водородной смеси, которая служит основой для
синтеза аммиака, исходным сырьем могут быть: коксовый газ, продукты
конверсии природного газа (конвертированный газ), газ крекинга метана.
Иногда для получения азото-водородной смеси используют «водяной» газ.
224
Если в процессе получения азото-водородной смеси необходим азот
или кислород, в схему входит воздухоразделительная установка. В связи
с этим ниже рассмотрены комплексные установки для разделения исход-
ного сырья и воздуха.
Холод, необходимый для работы установок, получается в основном
в результате дросселирования и расширения сжатого газа в турбодетан-
дерах.
УСТАНОВКА ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ АЗОТО-ВОДОРОДНОЙ СМЕСИ
ИЗ КОКСОВОГО ГАЗА
Технологическая схема установки фирмы «Линде» (США) представ-
лена на листе 155.
Эта установка является комплексной установкой для разделения
коксового газа и воздуха.
Коксовый газ, предварительно очищенный от тяжелых углеводородов
и других примесей, сжимается до 1,3 МПа в турбокомпрессоре 1 и разде-
ляется на два потока. Один' поток охлаждается в первом и втором (по ходу
газа) теплообменниках 3 и очищается в адсорбере 4 от следов влаги (Н 2О)
и бензола (СвНв) и после третьего теплообменника 3 поступает в адсорбер 5
для очистки отСО2. Другой поток коксового газа охлаждается и очищается
от следов Н 2О и СвНв в одном из периодически переключающихся регене-
раторов 2 и от СО2 в адсорбере 5. После адсорбера 5 потоки газа соеди-
няются и направляются на последующее охлаждение в четвертый тепло-
обменник 3, где конденсируется этиленовая фракция. Образовавшийся
конденсат собирается в первом отделителе 10. Остаточный газ охлаждается
в пятом теплообменнике 3, при этом конденсируется метановая фракция,
которая отделяется во втором отделителе 10.
Из второго отделителя 10 газовая фаза, содержащая около 90% во-
дорода, поступает в колонну 8 отмывки окиси углерода и метана жидким
азотом. Из колонны 8 выходит азото-водородная смесь, почти не содержа-
щая СО и О2. Стехиометрическую смесь получают путем дозировки жид-
кого азота в поток смеси, выходящей из колонны. Стехиометрическая
смесь последовательно направляется в конденсатор азота 6, где осуществ-
ляется конденсация газообразного азота, выходящего из воздухораздели-
тельной азотной колонны 19, пятый и четвертый теплообменники 3. После
четвертого теплообменника 3 одна часть потока азото-водородной смеси
нагревается последовательно в третьем, втором и первом теплообменни-
ках 3, другая часть направляется в восьмой теплообменник 3, где пере-
охлаждается часть циркуляционного азота после турбокомпрессора 29.
На выходе из первого и восьмого теплообменников 3 потоки соединяются
и выходят из установки как конечный продукт в виде синтезгаза (ЗН2 +
+ n2).
Из нижней части колонны 8 фракция окиси углерода дросселируется
и поступает на переохлаждение жидкого азота в теплообменник 7 и на
конденсирование метановой фракции в теплообменники 3. Жидкая метано-
вая фракция из второго отделителя 10 дросселируется, соединяется с фрак-
цией окиси углерода и поступает на охлаждение коксового газа и конден-
сацию метановой фракции в теплообменники 3. Этиленовая фракция после
первого отделителя 10 дросселируется и соединяется с предыдущими (ме-
тановой и окиси углерода) фракциями, испаряется в теплообменниках 3,
конденсируя при этом этилен. Затем все три фракции направляются в ре-
генераторы 2, охлаждают насадку и очищают ее от кристаллов воды и бен-
зола и в виде топливного газа выходят из установки к потребителю.
В воздухоразделительной части установки атмосферный воздух сжи-
мается до 0,6 МПа компрессором 27, предварительно охлаждается в оро-
сительном холодильнике 26 и затем охлаждается в двух регенераторах 25
до состояния насыщения, при этом очищается также отСО2 и Н2О. Охла-
жденный и очищенный воздух поступает в колонну высокого давления 19,
15 И. П. Усюкин	225
где разделяется на кубовую жидкость и газообразный азот высокой чи-
стоты. Кубовая жидкость орошает колонну низкого давления 15, где по-
лучается кислород и отбросный азот с концентрацией около 90% N2.
Часть азота из колонны 19 конденсируется в конденсаторе 17 и оро-
шает эту колонну, а другая часть его направляется в установку разделе-
ния коксового газа для образования жидкости, орошающей колонну от-
мывки азотом 8. Третья часть азота после колонны 19 проходит тепло-
обменник 21, поступает в змеевики регенераторов, после подогрева в ко-
торых сжимается в турбокомпрессоре 29 до давления 4,5 МПа. Сжатый
азот охлаждается в теплообменниках 11 и 13 и, расширяясь в азотном тур-
бодетандере 23, поступает в змеевики регенераторов 25. Дополнительное
количество холода получается в воздушном турбодетандере 24, в котором
расширяется воздух из колонны высокого давления 19, предварительно
подогретый в змеевиках регенераторов 25.
Рис. 133. Схема к расчету процесса фракционированной конденсации
коксового газа с отмывкой остаточного газа жидким азотом:
/, /// — блоки теплообменников; II, -IV — отделители; V — абсорбционная
колонна. Арабскими цифрами обозначены расчетные точки процесса.
Жидкий кислород, полученный в колонне 15, поступает в конден-
сатор 17 и испаритель 14, где частично испаряется. Испарившаяся часть
кислорода возвращается в колонну 15, а жидкость поступает в насос жид-
кого кислорода 22, где давление его повышается до 2 МПа. Далее кислород
испаряется в теплообменниках 13 и 12 (при этом ожижается азот, посту-
пающий из компрессора 29) и выходит как конечный продукт.
Таким образом, из воздухоразделител^ной установки выходят про-
дукционный кислород под давлением 2 МПа, азот для промывки в колонне 8
и дозировки синтезгаза до необходимого соотношения H2/N2 = 3 (давле-
ние 1,2 МПа) и отбросный азот из регенераторов 25 под атмосферным дав-
лением. Холод, необходимый для работы установки, получается в резуль-
тате расширения сжатого газа в турбодетандерах. Данное решение как
в части разделения коксового газа, так и в части разделения воздуха весьма
эффективное. В настоящее время ставится вопрос о замене регенераторов
пластинчато-ребристыми теплообменниками. В этом случае представлен-
ная схема установки будет более эффективной, чем при производстве син-
тезгаза методом паровой конверсии.
Ниже приведен пример расчета составов и величин потоков в уста-
новке при фракционированной конденсации коксового газа и при отмывке
остаточного газа жидким азотом; схема представлена на рис. 133, листе 155.
Для расчета составов и величин потоков при фракционированной кон-
денсации пользуются уравнением
226
где £«— количество конденсата, образующегося из исходной смеси, м3;
уч— начальное количество i-ro компонента в газовой смеси, м3;
Xi — количество i-ro компонента в образовавшемся конденсате, м3;
Ki — константа фазового равновесия i-ro компонента.
Это уравнение, в котором Lo и xt- являются неизвестными, решается методом под-
бора по следующей схеме:
принять количество конденсата Lo;
определить количество каждого компонента в конденсате;
рассчитать сумму
п
У х{,
i=l
где п — число компонентов в исходной смеси.
п
Если Х[ =f= Lq, необходимо принять новое значение Lo и повторить расчет.
i=i
п
При условии Xi = Lq расчет закончить.
1=1
Все расчеты в данном примере проведены на 100 м3 исходной смеси.
Расчет этиленовой фракции. В'блок теплообменников / (см. рис. 133)
поступает коксовый газ (точка /) следующего состава:
Компоненты	.... Н2	СН4	С2Н4	C3He	N2	СО	О2
г/Р, м3 ............ 59,1	26,08	1,7740	0,346	6,1	5,6	0,8
Температура поступающего газа Тг = 273 К, давление рг = 1,3 МПа.
Константы фазового равновесия компонентов Кг приведены ниже:
Компоненты	.... Н2	СН4	С2Н4	C3He	N2	СО	О2
Ki.................. 35	0,43	0,0077	0	3	2,3	2,3
В результате теплообмена коксового газа с обратными потоками температура era
понижается до Т3 = 173 К. При этом происходит процесс фракционированной конденса-
ции. Состав образовавшегося конденсата (этиленовой фракции), точка 3, рассчитанный
вышеописанным способом, следующий:
Компоненты	Н2	СН4	С2Н4	С3Н6	N2	СО	О2
х\, м3	0,102893	3,242022	1,575288	0,546	0,121643	0,1478	0,020682
%об.	1,79	56,35	27,38	9,49	2,11	2,52	0,36
п
Lo = 5,753 м3; £ Х1 = 5’753 м3-
i=l
Количество каждого компонента в остаточном газе (в м3)
Состав газа в точке 4 следующий:
Компоненты Н2 СН4 С2Н4	C3H(J	N2	СО	О2
у\, м3 58,997107 22,837928 0,198712	0	5,978351	5,45522	0,779318
%об. 62,60	24,23	0,21	0	6,34	5,79	0,83
п
81 = 2 Ус — 94,247 м3.
i=i
где £f — количество остаточного газа (точка 4).
Расчет метановой фракции. Расчет аналогичен расчету этиленовой
фракции. Состав входящего в блок теплообменников газа (содержания компонентов r/g
точка 4) приведен выше (они обозначены как г/|). В результате понижения температуры
при теплообмене с обратными потоками в блоке III получаем 1\ = 87 К (точка 5).
Константы фазового равновесия компонентов К приведены ниже:
Компоненты . . Ki 		н2 26	СН4 0,02	С2Н4 0	N2 0,3	СО 0,22	о2 0,16
Состав образовавшегося конденсата (метановой фракции) в					точке 7	следующий:
Компоненты . .	. н2	СН4	с2н4	N2	_ СО	о2
xj1, м3 . . . .	. 0,995	21,858	0,199	3,575	3,654	0,573
% об		.	3,22	70,84	0,65	11,59	11,84	1,86
15*
227
Количество конденсата Lo = 30,854 м3;
2 Xi = 30,854 MS. Si					
Состав остаточного газа:		СН4	С2Н4 0,98	0 1,55	0	n2 2,403 3,79	СО 1,801 2,84	о2 . 0,206 0,32
Компоненты . . у\\ М» .... % об		. н2 . 58,002 . 91,50				
Количество остаточного газа 8ц = 63,392 м3. Расчет абсорбционной (отмывно			й) кол	О н н ы.	В абсорбцион-
ной колонне происходит отмывка окиси углерода и метана жидким азотом. Состав посту-
пающего в колонну газа (точка 6) приведен выше. Процесс идет при Т = 88 К, р =
= 1,3 МПа.
В абсорбционную колонну поступает = 58,002 м3 водорода.
Равновесная концентрация водорода в азоте при указанных параметрах (точка 8)
составляет 83%; тогда количество отводимого из верхней части колонны продукта равно
= 69,88 мз.
и,оо
Содержание СО в аз ото-водородной смеси на выходе из отмывной колонны должно
быть не более 30 см3/м3 (задано), т. е. имеем окиси углерода в количестве
8П30- IO"3 = 20,96-10-4 мз = 0,002096 м».
Отсюда находим предельно возможную степень извлечения
«Д’ -0,002096
Ссо =	„--------- 0,9998.
со	У&>
Количество жидкого азота, необходимого для отмывки окиси углерода, определяется
по формуле
Ссо = 4*4-1" 1 »
С— степень извлечения;
А — абсорбционный фактор;
k— число теоретических тарелок в колонне.
Принимаем k = 14. Тогда
л14+1 _ А
Сс°= 4U4-1 __ j •
Методом подбора определяем А = 1,498.
Известно, что А =	—, где L — количество абсорбента.
А *8
При указанных выше параметрах константы фазового равновесия компонентов сле-
дующие
Компоненты...............Н2	СО
Ki ..................... 26	0,16
Определяем необходимое количество жидкого азота (точка 10):
L = /Ссорен = 15,79 м3.
Совместно с СО поглотится некоторое количество водорода.
Определяем степень поглощения водорода:
Сн =—— = 0,0092.
Н* ®пКн2
Определяем состав фракций окиси углерода (точка 9). Содержание водорода опреде-
ляется степенью поглощения, содержание азота — по материальному балансу, содержание
остальных компонентов такое же как в поступающей в колонну смеси
Компоненты	....	Н2	СН4	N2	СО	О2
х*п, м3 ............. 0,53	0,98	5,788	1,801	0,206
%об................. 5,696	10,532	62,203	19,355	2,214
228
УСТАНОВКА ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ АЗОТО-ВОДОРОДНОЙ СМЕСИ
ИЗ ПРОДУКТОВ КИСЛОРОДНОЙ КОНВЕРСИИ ПРИРОДНОГО ГАЗА
Технологическая схема установки фирмы «Лэр Ликид» (Франция)
представлена на листе 156.
Эта установка является комплексной установкой для разделения
воздуха и продуктов конверсии природного газа или пиролиза нафты
и позволяет получать азото-водородную смесь под давлением 8—10 МПа.
Атмосферный воздух сжимается до 0,6 МПа в турбокомпрессоре 16,
приводом которого является паровая турбина 15. Пар для турбины 15
производится при утилизации тепла процесса кислородной конверсии
природного газа. Сжатый воздух ох-
лаждается в теплообменнике 14 (более
сложном, чем показанные в схеме) и
поступает на разделение в колонну
высокого давления 13. В верхней части
колонны 13 установлен противоточный
испаритель-конденсатор 12. В верхнюю
часть испарителя-конденсатора насосом
10 подается жидкий кислород, который
стекает пленкой по поверхности внутри
труб. В межтрубном пространстве
конденсируется азот, который посту-
пает на орошение колонны низкого
давления 9.
Часть азота в верхней части меж-
трубного пространства конденсатора
при давлении около 0,5 МПа нагре-
вается в теплообменнике 14 и сжи-
мается до 8—10 МПа в турбокомпрес-
соре высокого давления 7. После сжа-
тия азот делится на две части, одна из
них направляется в теплообменник 3,
а другая часть в теплообменник холо-
дильного цикла 4, где после охлажде-
ния расширяется в турбодетандере 8 до
давления 0,6 МПа, охлаждает азот
высокого давления в теплообменниках
Рис. 134. Принципиальная схема уста-
новки для получения азото-водородной
смеси из газов кислородной конверсии
природного газа.
4 и 5 и после подогрева снова сжимается
в турбокомпрессоре 7. Часть азота высокого давления из теплообменника
5 в жидком состоянии возвращается в колонну высокого давления 13.
Турбокомпрессор 7 для сжатия продукционного и циркулирующего азота
приводится в действие паровой турбиной 6, которая также питается па-
ром, поступающим из котла-утилизатора. Избыточный азот из колонны
низкого давления 9 после подогрева уходит в атмосферу.
Полученный в колонне 9 жидкий кислород при давлении 0,2 МПа
подается насосом частично в испаритель-конденсатор 12, а другая часть —
в насос 11, после которого при давлении 10 МПа испаряется и подогре-
вается до нормальной температуры в теплообменниках 5 и 4 и далее по-
ступает на окисление природного газа или нафты или тяжелых масел.
Очищенный конвертированный газ при давлении 7,5 МПа поступает
в теплообменник 1, охлаждается, промывается жидким азотом в колойнеЗ.
Сверху из колонны выходит синтезгаз под давлением и снизу — остаточ-
ный газ, который после испарения в теплообменнике 3 сжигают. Потери
холода в установке компенсируются за счет изотермического дроссель-
эффекта и расширения газа в турбодетандерах.
Описанная установка без значительных затрат энергии позволяет
получать в больших количествах (до 150 000 м3/ч) азото-водородную смесь
229
под высоким давлением. Осуществленный процесс синтеза аммиака под
давлением около 10 МПа оправдал себя в промышленной эксплуатации.
В настоящее время наметилось направление, по которому синтезгаз
для аммиака можно получать более дешевым способом в результате не-
полного окисления продуктов крекинга тяжелых масел. Принципиальная
схема этого процесса представлена на рис. 134. Газ, полученный в резуль-
тате крекинга тяжелых масел, неполного окисления кислородом до СО
и Н2, паровой конверсии СО до СО2, очищенный от СО2 и H2S преиму-
щественно метанолом (ректизол-процесс) под давлением 7—15 МПа, со-
держит 93—95% Н2, а остальное — N2, СО, Аг и СН4. Эта смесь при тем-
пературе 215 К поступает в теплообменники 1 и 2, где охлаждается синтез-
газом, а в теплообменнике 3 — остаточным газом до температуры 80 К-
При этой температуре смесь поступает в колонну 4 на промывку жидким
азотом, который поглощает СО, Аг и СН4.
Из верхней части колонны выходит газовая смесь, состоящая из
90% Н2 и 10% N2, в которую подают азот под давлением, чтобы получить
нужное соотношение компонентов (ЗН2 + N2). Кубовая жидкость, состоя-
щая из СН4, СО, Аг и растворенного Н 2, дросселируется и поступает в сбор-
ник 5, в котором выделяется растворенный Н2, а жидкость испаряется
в теплообменнике 3, нагревается в теплообменнике 6 и выходит из уста-
новки в виде остаточного газа. С воздухоразделительной установки посту-
пает сжатый азот, который охлаждается и сжижается в теплообменни-
ках /, 2, 3, а затем поступает на промывку и дозировку. Азот для промывки
и кислород под давлением для неполного окисления углеводородов могут
быть получены из воздухоразделительной установки по схеме, приведен-
ной на листе 156. В этом случае синтезгаз будет получаться при незначи-
тельных затратах энергии.
УСТАНОВКА ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ АЗОТО-ВОДОРОДНОЙ СМЕСИ
ИЗ ВОДЯНОГО ГАЗА
В этой установке водяной газ разделяется на азото-водородную смесь
и окись углерода. Водяной газ, очищенный от двуокиси углерода, имеет
следующий состав (в % об.): Н2 — 52; СО — 41 и N2 — 7.
Технологическая схема установки фирмы «Мессер Грисхейм» (ФРГ)
представлена на листе 157.
Установка работает следующим образом. Газ, сжатый до давления
3 МПа, охлаждается в теплообменниках /, в змеевике колонны 2 и посту-
пает на разделение в конденсатор 3, где в результате испарения жидкого
азота под вакуумом в межтрубцом пространстве конденсатора и нагрева
отходящего синтезгаза сжижается основное количество окиси углерода
и азота.
Несконденсировавшаяся фракция разделяется в колонне 3 на азото-
водородную смесь (в верхней части колонны) и жидкую фракцию, содер-
жащую окись углерода и азот (в нижней части колонны). Кубовая жид-
кость из колонны 3 и из конденсатора 8 дросселируется и направляется
на орошение в колонну низкого давления 2. На выходе из колонны 3
смесь водорода и азота дозируется азотом для получения стехиометриче-
ского состава и затем, после нагрева в змеевиках конденсатора 8 и в тепло-
обменниках 1, выводится из установки как конечный продукт.
Из нижней части колонны 2 выводится фракция окиси углерода, ко-
торая дросселируется, нагревается в теплообменниках 1 и затем уходит
из установки как продукт разделения состава (в % об.): СО — 95; N2 — 5.
Из верхней части отходит остаточный газ состава: (в % об.): Н2 — 22;
N2 — 40; СО — 38. После утилизации холода в теплообменниках 1 оста-
точный газ выходит из установки.
Жидкий азот, необходимый для орошения колонны 3, для дозирова-
ния азото-водородной смеси и компенсации потерь холода в процессе
230
разделения получают с помощью азотного холодильного цикла, в котором
газообразный азот со стороны, соединившись с циркуляционным азотом,
сжимается до 15 МПа в турбокомпрессоре 4, охлаждается в теплообмен-
нике /, расширяется в турбодетандере 7, сжижается в змеевике колонны 2
и затем разделяется на два потока: один поток с помощью насоса 6 по-
дается на орошение в колонну 8, другой — циркуляционный — также
разветвляется на два потока. Одна часть жидкого азота испаряется в кон-
денсаторе колонны 2, нагревается в теплообменнике 1 и поступает на сжа-
тие в турбокомпрессор 4, другая испаряется под вакуумом в конденса-
торе 8, нагревается в теплообменнике /, сжимается до промежуточного
давления в вакуум-насосе 5 и поступает на всасывание в турбокомпрес-
сор 4, Сжатый азот после компрессора 4 частично дозируют в синтезгаз
на выходе из установки.
Количество потребляемого со стороны азота составляет около 17%
от количества сырого газа. Производительность установки зависит от
производительности компрессора 4. Представленная схема может быть
использована в установках малой производительности, когда расход энер-
гии на синтез аммиака не имеет существенного значения и азот, необходи-
мый в производстве синтезгаза, является побочным продуктом.
УСТАНОВКА ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ АЗОТО-ВОДОРОДНОЙ СМЕСИ
ИЗ ГАЗА КРЕКИНГА МЕТАНА
В этой установке газ крекинга метана разделяется на синтезгаз
и окись углерода.
Технологическая схема установки фирмы «Мессер Грисхейм» (ФРГ)
представлена на листе 158.
Неочищенный газ крекинга метана охлаждается продуктами разде-
ления в теплообменниках 1 и подвергается разделению в колонне 8.
В межтрубном пространстве конденсатора 2 испаряется под вакуумом
азот, вследствие чего из поднимающихся газов конденсируется окись угле-
рода, поступающая сверху из колонны 8 на разделение в колонну 4.
Кубовая жидкость, в основном состоящая из СО, дросселируется и допол-
нительно подвергается разделению в колонне 3, которая орошается жидко-
стью, отбираемой из середины колонны 8, и подогревается циркулирую-
щим азотом. Газ из колонны 3 в виде СО подогревается в теплообменни-
ках 1 и выходит как конечный продукт. Газ из колонны 8 поступает на
дополнительную очистку (промывку) жидким азотом в колонну 4 и в ре-
зультате в верху колонны получают синтезгаз, в который подают жидкий
азот для получения стехиометрического состава.
Дозированная смесь подогревается в змеевике колонны 8, теплообмен-
никах 1 и выходит как конечный продукт — азото-водородная смесь. Фрак-
ция окиси углерода из колонн 3 и 4 испаряется, подогревается в теплооб-
менниках 1 и выходит из системы. Жидкий азот, необходимый для ком-
пенсации потерь холода и дозировки синтезгаза, получают с помощью
азотного циркуляционного цикла, состоящего из вакуум-насоса 5, компрес-
сора высокого давления 6, теплообменников 1 и испарителя аммиака 7.
Рассмотренная схема рассчитана на ограниченную производительность
по аммиаку.
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ УСТАНОВОК
ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ ВОДОРОДА
Установки для получения водорода различают по составу исходной
газовой смеси. Водород извлекают из газов нефтепереработки, крекинг-
газа либо из газов, полученных в результате паровой (СН4 -|-Н2О—*
—> СО + ЗН2), кислородной (СН4 + 1/2О2 —* СО + 2Н2) или парокисло-
родной (смесью пара и кислорода) конверсии природного газа. Получен-
231
ную в результате конверсии газовую смесь разделяют на компоненты при
низких температурах для выделения чистого водорода или смеси с тре-
буемым соотношением СО/Н2.
Холод, необходимый для работы установок, получается в результате
расширения в детандере и дросселирования исходной газовой смеси либо
продуктов ее разделения.
УСТАНОВКА ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ ВОДОРОДА ИЗ ГАЗОВ
НЕФТЕПЕРЕРАБОТКИ
Газ нефтепереработки имеет следующий состав (в % об.): Н2 — 66;
СО — 31; СН4— 3. Схема установки фирмы «Мессер Грисхейм» (ФРГ)
изображена на листе 159.
Газ очищается от двуокиси углерода, осушается от водяного пара,
сжимается до 1,5 МПа и охлаждается в теплообменнике 2 продуктами
разделения и циркулирующей окисью углерода, а затем поступает на раз-
деление в водородную колонну 6. Сверху из колонны 6 отходит газ состава
(в % об.): Н2 — 98,7; СН4 — 1,3; снизу — жидкость, содержащая метан,
окись углерода и растворенный водород. Колонна орошается почти чистым
метаном из колонны 4. Водород через теплообменник 2 выходит из уста-
новки как конечный продукт. Кубовая жидкость дросселируется, охла-
ждается в теплообменнике 3 и направляется на разделение в регенерацион-
ную колонну 4.
Колонна 4 орошается жидкой окисью углерода. Из верхней части
колонны отходит окись углерода, в нижней накапливается жидкий метан.
Одна часть жидкого метана с помощью насоса 5 через теплообменник 3
направляется в колонну 6 на орошение, другая — отдав свой холод в теп-
лообменнике 2, выходит из установки как продукт разделения. Фракция
окиси углерода колонны 4 соединяется с циркулирующим в установке
потоком окиси углерода, затем нагревается в теплообменнике 2, сжи-
мается в компрессоре 1 и выходит из установки как продукт разделения.
Циркулирующий поток после компрессора охлаждается в теплообменнике 2
и разделяется на две части: одна часть расширяется в турбодетандере 7
и затем, соединившись с потоком СО, отходящим из колонны 4, возвра-
щается в циркуляционный контур; другая поступает в змеевик колонны 4,
где превращается в жидкость, проходит теплообменник 3, дросселируется
и поступает на орошение. Потери холода в установке компенсируются
в основном за счет расширения газа в турбодетандере.
Таким образом, данная схема установки позволяет разделить исход-
ный газ на все составляющие компоненты — водород, метан и окись угле-
рода. Производительность установки может быть довольно значительной
и определяется максимально возможными размерами аппаратов.
УСТАНОВКА ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ ВОДОРОДА ИЗ КРЕКИНГ-ГАЗА
Сухой крекинг-газ имеет следующий состав (в % об.): Н2 — 47;
СО — 24; СН4 — 8,2 и С3Н8 — 20,8.
Технологическая схема установки фирмы «Мессер Грисхейм» при-
ведена на листе 160. В этой установке крекинг-газ разделяется на водород
и окись углерода. Газ сжимается до давления 3,8 МПа, охлаждается в пер-
вом теплообменнике 5 продуктами разделения. При дальнейшем охлажде-
нии во втором теплообменнике 5 конденсируются тяжелые углеводороды.
Конденсат дросселируется и поступает на испарение в отдельную секцию
того же теплообменника, затем подогревается в первом теплообменнике 5
и далее выходит из системы как пропановая фракция. Очищенный от
С3-фракции газ направляется в третий теплообменник 5, охлаждается
в нем, проходит через змеевик колонны низкого давления 4, где превра-
щается в жидкость, и далее поступает в ректификационную колонну вы-
сокого давления 5.
232
Полученный в результате разделения водород выходит из верхней
части колонны 3. Жидкая смесь метана и окиси углерода из нижней части
колонны дросселируется, частично испаряется в средней части колонны 3
и затем в виде флегмы подается на орошение колонны 4. Конденсирую-
щийся пар окиси углерода в верхней части колонны 3 стекает в виде
флегмы. Часть этой флегмы переохлаждается в переохладителе 2 и после
дросселирования направляется на орошение колонны 4. Вверху колонны 4
накапливается окись углерода, которая через теплообменники выводится
как конечный продукт. Снизу из колонны 4 отводится остаточная смесь,
состоящая из метана, С3-фракции и окиси углерода, которая испаряется,
подогревается в теплообменниках 5 и затем выходит из системы как оста-
точный газ.
Для компенсации потерь холода предусмотрен холодильный цикл
с двухступенчатым расширением в поршневом детандере 1 водорода, по-
ступающего из верхней части колонны 3. При высокой производительности
поршневой детандер в установке должен быть заменен турбодетан-
дером.
Производительность установки зависит от производительности ком-
прессора и размеров теплообменных аппаратов и может быть достаточно
высокой. Если водород необходим потребителю в жидком виде, то для
компенсации потерь холода следует предусмотреть холодильный цикл.
УСТАНОВКА ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ ВОДОРОДА
ИЗ ИЗБЫТОЧНОГО ГАЗА ЦИРКУЛЯЦИИ ПРОЦЕССА
ДЕАЛКИЛИРОВАНИЯ ТОЛУОЛА
Очищенный газ имеет следующий состав (в % об.): Н2 — 62,9; СН4 —
27,6; С2Н6 — 5,2; С3Н8 — 3,6 и ароматические соединения — 0,7. Неочи-
щенный газ содержит примеси водяного пара и СО2.
Схема установки фирмы «Мессер Грисхейм» (ФРГ) изображена на
листе 161. Итак, неочищенный влажный газ под давлением 5 МПа про-
ходит адсорбер 3, где из него удаляются водяной пар, СО2 и соединения
серы. Далее газ охлаждается водородом и топливным газом в первом (по
ходу газа) теплообменнике 1 и испаряющимся хладагентом в испарителе 3.
В результате охлаждения в испарителе конденсируется тяжелая аромати-
ческая фракция, которая отделяется в первом (по ходу газа) отделителе 2
и после дросселирования выводится из системы как продукт разде-
ления.
Остаточный газ охлаждается в следующем теплообменнике 1 и испа-
рителе 3. В последнем конденсируются углеводороды С3-фракции и ча-
стично С2-фракции, которые отделяются затем во втором отделителе 2.
Жидкая фракция из отделителя дросселируется до среднего давления и
соединяется с выходящим из установки топливным газом. Остаточный
газ из сепаратора проходит третий по ходу газа теплообменник /, где
охлаждается продуктами разделения и испарения фракции, идущей из
третьего отделителя. Отделившиеся в третьем отделителе жидкие фрак-
ции С 2 и Сг соединяются с жидкими фракциями С3 и С2, поступающими из
второго отделителя, и после нагрева в теплообменниках выходят из уста-
новки как топливный газ низкого давления.
После третьего отделителя газ охлаждается в последнем теплообмен-
нике /, где конденсируются остатки фракций и С2, которые отделяются
затем в последнем отделителе 2. Остаточный газ, отходящий из послед-
него отделителя в теплообменники /, содержит до 96% водорода, и таким
образом водород почти полностью очищается от углеводородных примесей
(за исключением метана).
Для компенсации потерь холода в схеме используется холодильный
цикл, где в качестве хладагента циркулирует смесь этана и пропана.
233
УСТАНОВКА ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ ВОДОРОДА МЕТОДОМ
ПАРОКИСЛОРОДНОЙ КОНВЕРСИИ ПРИРОДНОГО ГАЗА
Технологическая схема установки изображена на листе 162. При-
родный газ, сжатый до давления 3—3,5 МПа, при температуре 140—150° С
смешивается с небольшой частью водорода в количестве 5—10%, и полу-
ченная смесь подогревается дымовыми газами в котле-утилизаторе 8 до
375—400° С. Подогретый газ проходит аппарат 6 гидрирования (с по-
мощью молибденового катализатора) органических соединений серы до
сероводорода, очищается в адсорбере 5, загруженном окисью цинка.
Очищенный газ (до содержания серы менее 1 мг/м3) смешивается с водяным
паром в соотношении 1 : 3,5.
Парогазовая смесь с температурой 370° С направляется в котел-ути-
лизатор для подогрева в нем до 540—525° С и далее в трубчатую печь 9,
где в реакционных трубах, заполненных никелевым катализатором, про-
исходят реакции:
СН4 + Н2О-^ СО + ЗН2;
СН4 + 2Н2О-> СО2 + 4Н2.
Температура газа на выходе из трубчатой печи достигает 850—870° С,
а содержание метана в пересчете на сухой газ составляет около 10%.
Чтобы получить тепло, необходимое для процесса конверсии, сжи-
гают природный газ в кислороде воздуха. Дымовые газы поступают в ко-
тел-утилизатор 8 с температурой 1040° С, где наряду с парогазовой смесью,
природным газом и паром подогревается также и кислород, поступающий
из компрессора 22. Конвертированный газ из трубчатой печи поступает
на кислородную конверсию в конвертор 12, где на никелевом катализаторе
при температуре 1000° С происходит конверсия остаточного метана с кис-
лородом и паром до содержания метана в смеси 0,3%. После кислородной
конверсии в аппарате 12 парогазовая смесь охлаждается в котлах-утили-
заторах //до температуры 380—420° С; за счет тепла процесса конверсии
получаются пар и подогретая питательная вода.
Далее парогазовая смесь поступает на конвертор СО I ступеник(/),
где на железохромовом катализаторе проходит реакция СО + Н2О —>
—> СО2 + Н2. Остаточное содержание СО после конвертора I ступени со-
ставляет в пересчете на сухой газ 3,7%, температура газа 445° С; соотно-
шение пар: газ 0,45 : 1. После конвертора I ступени часть тепла парогазо-
вой смеси используется для дополнительного получения пара в смеси-
теле 21, куда впрыскивается конденсат. Далее парогазовая смесь посту-
пает на II ступень конверсии СО, в конвертор 2, также заполненный ката-
лизатором. Температура парогазовой смеси на выходе из этого аппарата
250° С, при этом происходит дополнительная конверсия СО до остаточ-
ного содержания СО в смеси 0,4—0,5%. Полученный конвертированный
газ направляется в кипятильник моноэтаноламиновой очистки 17, где
охлаждается, подогревая моноэтаноламин.
После охлаждения из парогазовой смеси в отделителе 16 выделяется
конденсат, далее смесь опять охлаждается водой, в результате чего про-
исходит дополнительная конденсация водяного пара; этот конденсат от-
деляется в аппарате 15. Охлажденный газ при t == 40° С направляется для
поглощения СО2 моноэтанол амином в абсорбер двуокиси углерода 13
(концентрация МЭА 20% и t = 35° С). Остаточное содержание СО2 по-
нижается до 0,01 %. Очищенный от СО2 газ представляет собой конечный
продукт, который поступает к потребителю.
Верхняя часть абсорбера орошается регенерированным раствором
моноэтаноламина, при этом концентрация СО2 в растворе увеличивается
с 0,1 до 0,65 моль/моль. После нагрева в теплообменнике 14 насыщенный
раствор поступает в регенератор 18. Тепло для регенерации подводится
от горячей конвертированной смеси, поступающей из агрегата конверсии 2
234
€ температурой 175—180° С через кипятильник 17. Недостающее коли-
чество тепла передается раствору за счет дополнительной подачи пара.
Водяной пар и двуокись углерода, выходящие из верхней части регенера-
тора с температурой от +95 до —100° С, охлаждаются в холодильнике 19,
затем конденсат отделяется в отделителе 3 и поступает на орошение регене-
раторов 18, а двуокись углерода направляется потребителю или выбра-
сывается в атмосферу.
УСТАНОВКА ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ ВОДОРОДА
ИЗ ПРОДУКТОВ КОНВЕРСИИ ПРИРОДНОГО ГАЗА
В установке получают кроме водорода окись углерода.
Технологическая схема установки представлена на листе 163. Конвер-
тированный газ под давлением около 3 МПа и при температуре 300 К
очищается отСО2, осушается от Н2О и поступает на охлаждение в тепло-
обменники 1, 2 и 3, где его температура понижается до 90 К. При охлажде-
нии из смеси конденсируется метан и
значительная часть окиси углерода.
Конденсат отделяется в отделителе 4.
Газ из отделителя направляют на от-
мывку в колонну 5, орошаемую жидким
метаном. В результате разделения
вверху в колонне получается чистый
водород под давлением, а внизу смесь,
состоящая из СО и СН4. В колонне 5
смесь охлаждается с помощью окиси
углерода, циркулирующей под давле-
нием в змеевике 6.
Для компенсации потерь холода
часть водорода отбирают после тепло-
обменника 2 и расширяют в турбодетан-
дере 7, после чего направляют после-
довательно в теплообменники 2 и 1.
Жидкость из отделителя 4 дроссели-
руется, испаряется в теплообменнике
3 и поступает на разделение в колонну
9. Жидкость из колонны 5 также дрос-
селируется, частично испаряется в
испарителе 8 и направляется также на
разделение в колонну 9. В результате
разделения *в нижней части колонны
Рис. 135. Принципиальная схема уста-
новки для получения водорода из
смеси СО и Нг.
образуется жидкий метан, а в верхней — окись углерода. Окись углерода
направляется в переохладители 14 и 12, где подогревается до нормальной
температуры и сжимается в компрессоре 11.
Сжатая окись углерода делится на две части: одна часть выходит как
конечный продукт, а другая охлаждается в переохладителе 12, затем ожи-
жается в змеевике 13 колонны 9, далее переохлаждается в переохлади-
теле 14 и поступает частично на орошение колонны 9; остальное количество
направляется на испарение в змеевик 6.
Одна часть жидкого метана из колонны 9 подается насосом 10 на оро-
шение колонны 5, а другая часть — в теплообменник 1, где испаряется
и выходит как конечный продукт. Таким образом, в установке по пред-
ставленной схеме получают водород концентрацией 99,2—99,5%, окись
углерода и метановый остаток. Производительность установки может
быть сколь угодно значительной.
Одна из модификаций схем получения водорода из смеси, состоящей
из СО и Н2 с небольшим содержанием СН4, которая является продуктом
паровой конверсии метана (СН4 + Н2О —> СО +ЗН2), представлена на
рис. 135. Газ, очищенный от Н2О и СО2, под давлением 2 МПа и при тем-
235
пературе 300 К подается в теплообменник /, охлаждается до температуры
85 К; из газа конденсируются большая часть СО и СН4. Конденсат отде-
ляется от газа в отделителе 2 и после дросселирования собирается в от-
делителе 5, при этом растворенный водород переходит в газовую фазу.
Жидкость из отделителя 3 подается противотоком к сырому газу в тепло-
обменник /, охлаждает сырой газ и выходит из установки в виде фракций
СО и СН4. Газ из отделителя 2 направляется в теплообменник 4, где охла-
ждается до 70 К, вследствие чего конденсируется остаток СО, который
дросселируется, смешивается с водородом, поступающим из детандера
6, и направляется через теплообменники 4 и 1 в турбокомпрессор 7. В га-
зовой фазе из отделителя 5 содержится около 96—98% Н2и 2—4% СО.
Этот газ подогревается в теплообменниках и выходит из установки под
давлением как конечный продукт.
Потери холода в установке компенсируются в результате расширения
водорода в турбодетандере.
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ УСТАНОВОК
ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ РЕДКИХ ГАЗОВ: АРГОНА,
КРИПТОНА, КСЕНОНА, НЕОНА И ГЕЛИЯ
Установки для получения редких газов часто базируются на крупных
установках разделения воздуха, синтеза аммиака, т. е. используют про-
дукты других производств в качестве сырья. Основное назначение данных
установок — получить продукт с высокой концентрацией редких газов
методом очистки и обогащения исходного сырья.
Потери холода в установках компенсируются в результате дроссели-
рования и расширения в детандере как самих продуктов разделения, так
и посторонних хладагентов.
УСТАНОВКИ ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ АРГОНА
Эти установки различают по составу исходного сырья. Для извлече-
ния аргона используют следующие продукты других производств:
фракцию окиси углерода процесса разделения коксового газа (кон-
центрация аргона приближается к 11%);
продувочный газ 1 * процесса синтеза аммиака (концентрация аргона
8—15%);
аргонную фракцию процесса разделения воздуха.
Аргонная фракция, получаемая с установок разделения воздуха,
содержит около 10% кислорода; ее очищают до получения аргона с концен-
трацией 0,005% О2 и 0,1—0,04% N2.
В настоящее время наиболее распространены установки для очистки
и обогащения аргонной фракции, поступающей с установок разделения
воздуха типа КЖ-1АР, КТ-3600 и др.
Наиболее перспективными являются установки для получения аргона
из фракции окиси углерода и продувочного газа процесса синтеза ам-
миака.
В эксплуатации уже находятся установки для разделения продувоч-
ного газа с извлечением 6 млн. м3 в год аргона и 300 тыс. м3 в год гелия.
1 В систему синтеза аммиака поступает природный газ с небольшим содержанием
аргона и гелия. В процессе синтеза аммиака природный газ вступает в реакцию, а инерт-
ные газы — аргон и гелий — циркулируют в системе, увеличивая свою концентрацию
в 10—20 раз по сравнению с содержанием в исходном газе. Для освобождения цикла
синтезгаза от инертных примесей и сохранения постоянного состава циркулирующего газа
предусмотрена «отдувка инертов»; при этом из системы отводится продувочный газ в коли-
честве около 8—10% от поступающего в цикл свежего газа. Эффективность этого способа
производства аргона'и гелия заключается в том, что без получения редких газов, газы
отдувки теряются для производства, в то время кёк после Очистки и получения аргона
и гелия они возвращаются в основной цикл, сокращая стоимость аммиака или метанола.
236
Установка для получения аргона из фракции
окиси углерода
Жидкая фракция окиси углерода образуется при разделении коксового
или другого газа (с целью получить синтезгаз для аммиака) на последней
стадии процесса при промывке колонны жидким азотом и собирается
в низу колонны. После испарения фракция окиси углерода имеет следу-
ющий состав (в %об.): Н2 — 2; N2 — 49; СО — 34; Аг — 11,5; СН4 — 3,5.
Схема установки для разделения фракции окиси углерода на аргон
и метан представлена на листе 164.
Разделяемый газ под давлением 1 МПа подается в теплообменники 1,
где охлаждается, частично сжижается, подогревая отходящие продукты
разделения, и направляется в колонну 9. В результате разделения в ниж-
ней части к олонныР накапливается жидкий метан, который дросселируется,
отдает холод в теплообменниках 1 и выходит из системы. Образующаяся
в верхней части колонны 9 аргонная фракция после дросселирования,
в жидком виде передается в колонну 2. Из-под колпака конденсатора отво-
дится азото-водородная смесь с небольшим содержанием аргона и окиси
углерода в виде остаточного газа, который отдает холод в теплообмен-
никах 1 и затем выводится из установки.
В нижней части колонны 2 накапливается жидкий аргон, который
после дросселирования отводится в отделитель 4. Образующийся пар из
•отделителя 4 конденсируется в.межтрубном пространстве конденсатора 5
(в результате испарения азота) и возвращается обратно. Жидкий аргон
•с помощью насоса 6 перекачивается к потребителю. Одна часть газа из
колонны 2 отводится в теплообменники 1 и после подогрева выходит как
остаточный газ II; другая часть поступает в циркуляционный цикл
азота.
Потери холода в установке компенсируются в результате дроссели-
рования циркуляционного азота и расширения его в детандере 7. Описан-
ная установка позволяет получить около 2 т/ч жидкого аргона или около
8 млн. м8 в год чистого газообразного аргона при незначительных расход-
ных коэффициентах.
Установка для получения жидкого аргона
из продувочного газа
Продувочный газ отводится из установок синтеза аммиака при
«отдувке инертов» из циркулирующего синтезгаза, полученного паровой
конверсией природного газа. Этот газ разделяют на компоненты с извлече-
нием аргона и возвратом азото-водородной смеси в цикл синтеза аммиака.
Концентрация аргона в смеси во много раз больше, чем в воздухе. Обычный
состав продувочного газа следующий: Н2 — 52%; Аг — 14%; СН4 — 6%;
N2 —22%; NH3 —6%.
Схема установки фирмы «Мессер Грисхейм» (ФРГ) для получения
жидкого аргона из продувочного газа представлена на листе 165.
Продувочный газ, освобожденный от аммиака, под давлением 2 МПа
охлаждается до 88 К продуктами разделения смеси в теплообменниках 8
и затем подается в колонну 7. Колонна 7 орошается жидким азотом, скон-
денсировавшимся в змеевике сборника 1. В колонне 7 из газа конденси-
руются метан, аргон и частично азот, которые представляют собой кубо-
вую жидкость. Несконденсировавшаяся смесь, состоящая из водорода
и азота, нагревается в теплообменниках 8 и затем возвращается в уста-
новку синтеза аммиака под давлением 1,9 МПа. Кубовая жидкость после
дросселирования до 0,15 МПа поступает на орошение колонны 6.
В нижней части колонны 6 жидкость подогревается циркуляционным
азотом, поступающим после компрессора 2 и теплообменников 3. В верх-
237
ней части колонны конденсируются пары метана из газовой смеси в ре-
зультате испарения в змеевике части жидкого азота низкого давления,
который поступает из сборника. Часть циркулирующего азота из ниж-
него змеевика колонны 6 дросселируется и поступает в сборник /; другая
часть проходит змеевик сборника 1 и после дополнительного дросселиро-
вания орошает колонну 7.
Из верхнего змеевика колонны 6 пар азота проходит также через
сборник /, из которого часть азота отводится через теплообменники 8 и
выходит из установки. Другая часть нагревается в теплообменниках 3 и
сжимается в компрессоре 2. После охлаждения в теплообменнике сжатый
азот делится на две части, одна из которых расширяется в поршневом
детандере 4, и далее обе части направляются на подогрев в колонны 5 и 6.
Рис. 136. Схема установки для
производства жидкого аргона
и водорода из продувочного
газа синтеза аммиака.
В нижней части колонны 5 образуется жидкий аргон, который вы-
водится к потребителю как конечный продукт, а из верхней части колонны
выходит азот, поступающий в холодильный цикл и теплообменники 8.
Из нижней части колонны 6 выходит жидкий метан, который через тепло-
обменники 8 отводится из установки как компонент разделения смеси.
Потери холода компенсируются в установке за счет изотермического
дроссель-эффекта и расширения азота в детандере.
На одном агрегате синтеза аммиака можно получать до 6 млн. м3
в год чистого аргона с возвратом очищенной азото-водородной смеси.
Одна из модификаций (фирма «Линде», ФРГ) рассмотренной схемы
установки для получения жидкого аргона и водорода из продувочной
смеси процесса синтеза аммиака представлена на рис. 136. Сжатый до
4,5 МПа газ, очищенный от аммиака при помощи водной промывки, осу-
шается и затем охлаждается в теплообменниках 1 и 2 до 80 К. В отделителе
3 из смеси выпадает жидкая фракция, состоящая из Аг, СН4 и N2, которая
после дросселирования направляется в отделитель 4. и газовая фракция,
содержащая около 90% Н2.
Водород из отделителя 3 поступает в теплообменники 2 и /, охлаждает
сырой газ и возвращается в цикл синтеза аммиака. Поступившая в отде-
литель 4 после дросселирования жидкая фракция выделяет водород, а жид-
кость после дополнительного дросселирования до 0,25 МПа направляется
в теплообменник 2, где испаряется и затем поступает на разделение в ко-
лонну 5. В колонне 5 смесь разделяется на метан (в нижней части колонны)
и азото-аргонную смесь (в верхней части).
Метан направляется в теплообменник /, где испаряясь, нагревается и
выходит из установки, а аргоно-азотная фракция из колонны 5 поступает
в колонну 6 для дополнительного разделения. Верхняя часть колонны 6
238
орошается жидким азотом, нижняя подогревается газообразным азотом
под давлением 0,7 МПа. В результате подогрева нижней части колонны из
жидкости выпаривается азот, который выходит из колонны сверху; в оста-
точной жидкости содержится только аргон, который после дросселирова-
ния до 0,12 МПа выдается в жидком виде как конечный продукт.
Жидкий азот для орошения колонны 6 получается в результате отбора
части азота, выходящего из колонны, который подогревается в теплооб-
менниках 11, 10 и 9, сжимается в компрессоре 7 до 15 МПа и охлаждается
в теплообменнике 9. После теплообменника часть азота расширяется в де-
тандере 8, ожижается в испарителе 12 и поступает в сборник жидкого
азота 13. Азот высокого давления после охлаждения в теплообменниках 10
и И ожижается и также поступает в сборник 13.
Жидкий азот из сборника 13 орошает колонну 6 и охлаждает верх
колонны 5, после чего часть его поступает в теплообменники 1 и 2, а часть
в холодильный цикл. Потери холода компенсируются за счет расширения
азота в детандере и дросселирования сжатого газа.
Количество и состав фракций газа представлены в табл. 37.
Таблица 37
Компонент	Содержание, % об.				
	сырой газ	фракция Н2	фракция Аг	фракция N2	фракция СН4
н2	62,49	93,22			0,72	13,14
n2	20,49	6,07	0,004	96,42	5,75
Аг	3,07	0,40	99,992	2,86	0,72
сн4	13,95	0,31	0,004	—	80,39
На 100 м»	100	64,5	2,20	16,17	17,13
Установка УТА-5А для очистки аргонной фракции
от кислорода
Схема установки изображена на листе 166.
В этой установке аргонная фракция с концентрацией от 5 до 20% О2
и примесями N2 поступает из газгольдера в газодувку; перед газодувкой
фракция смешивается с очищенным до содержания кислорода около 2%
техническим аргоном. После газодувки смесь нагревается в пусковом
электроподогревателе 8 и поступает в верхнюю часть контактного аппа-
рата 6, в который направляется также родород (контактный аппарат за-
полнен палладиевым катализатором, носителем которого является А12О3).
Очищенный от кислорода аргон охлаждается в холодильнике 3. Во
влагоотделителе 4 выделяется влага; основная часть очищенного аргона
поступает в циркуляционный цикл через газодувку 2, а небольшая часть,
которая является продуктом, заполняет газгольдер технического аргона 9.
Технический аргон сжимается компрессором 10 до давления 16,5 МПа,
проходит блок осушки 13 и нагнетается в баллоны.
Установка БРА-2 для очистки технического аргона
от азота
Эта установка (лист 167) может работать в комплексе с установкой
разделения воздуха.
Технический аргон охлаждается в теплообменнике 1 и после дроссе-
лирования направляется в среднюю часть колонны 4.
239
Пары кубовой жидкости из воздухоразделительной установки кон-
денсируются в трубах нижнего конденсатора 5, после дросселирования
конденсат испаряется в межтрубном пространстве верхнего конденсатора 3.
Из межтрубного пространства конденсатора 5 отбирается чистый жид-
кий аргон, который переохлаждается в переохладителе 2 парами из кон-
денсатора-испарителя 3 и сжимается насосом 6 до 16,5 МПа, нагревается
в теплообменнике 1 и выходит как конечный продукт. Азот из труб конден-
сатора 3 подогревается в теплообменнике 1 и выходит из системы; азот из
переохладителя 2 направляется в блок разделения воздуха.
Таким образом получают чистый газообразный аргон (ГОСТ 10157—62).
Установкой БРА-2 может быть оборудована любая достаточно мощная
воздухоразделительная или иная установка, производящая технический
аргон.
УСТАНОВКИ ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ КРИПТОНО-КСЕНОНОВОЙ СМЕСИ
В этих установках криптон и ксенон получают в виде смеси из соот-
ветствующей фракции процесса разделения воздуха, называемой первич-
ным криптоно-ксеноновым концентратом (содержание Кг 4- Хе составляет
0,1—0,2%). Ниже рассмотрены установки, в которых реализованы два
способа очистки и обогащения первичного криптоно-ксенонового концен-
трата: ректификация и адсорбция.
Установка УСК-1- В этой установке очистка и обогащение первич-
ного концентрата осуществляются методом ректификации. Схема уста-
новки изображена на листе 168.
Первичный концентрат поступает в газгольдер 10, далее в компрес-
сор 12 или 13, где сжимается до давления 0,5 МПа и подается через тепло-
обменник 15 в контактные аппараты — основной 14 или резервный 17, где
очищается от углеводородов на контактной массе при температуре 700—
750° С (первая ступень катализа). Продукты катализа (СО2 и Н2О) уда-
ляются путем орошения щелочью в скрубберах 18, включенных последова-
тельно, и осушки в патронах — основном 23 или резервном 24, заполнен-
ных едким кали. Далее очищенный концентрат поступает во вторую сту-
пень катализа, где дополнительно очищается от углеводородов в аппара-
тах 14 или 17. После второй ступени катализа СО2 и Н2О удаляются также
в патронах 23 или 24. Очищенный от углеводородов концентрат поступает
для дальнейшего обогащения в блоки концентрирования — основной 7
или резервный 9, состоящие из ректификационной колонны, криптонового
теплообменника и теплообменника воздуха высокого давления.
Криптоно-ксеноновый концентрат охлаждается отходящим кислоро-
дом в криптоновом теплообменнике и дросселируется в среднюю часть
колонны, в которой происходит разделение криптоно-кислородной смеси.
Через второй теплообменник поступает воздух при давлении 12 МПа, кото-
рый охлаждается, ожижается в змеевике испарителя и дросселируется
в^межтрубное пространство конденсатора, установленного в верху
колонны. После испарения в нем воздух поступает в теплообменник,
нагревается и выводится в атмосферу. В кубе колонн концентрирования —
основной 7 или резервной 9 — собирается криптоно-ксеноновая смесь,
которая периодически поступает в теплообменник 6, где испаряется и на-
правляется далее на выжигание углеводородов в печи 5, после которой
при высокой температуре возвращается в теплообменник 6 для испарения
жидкой фракции и далее в газгольдер 4. Жидкую фракцию из куба ко-
лонны концентрирования отбирают тогда, когда концентрация смеси
криптона и ксенона достигает 90—98%. После слива смеси концентрация
ее снижается до 75—85%.
Установка УСК-1 включает в себя два блока. При работе одного блока
эксплуатационные показатели установки таковы: количество перерабаты-
ваемого концентрата равно 50—52 м3/ч с содержанием в нем Кг + Хе
240
0,1—0,2%; концентрация получаемого продукта 75—80% об. Количество
получаемой криптоно-ксеноновой смеси 40—80 л/ч. Расход воздуха высо-
кого давления 80—90 м3/ч.
Криптоно-ксеноновую смесь концентрацией 75—80% в специальной
установке очищают до стандартной чистоты по ГОСТ 10218—67.
Установка УСК-1М. Эта установка служит для получения крип-
тоно-ксеноновой смеси адсорбционным способом. Схема установки изоб-
ражена на листе 169.
Первичный концентрат с концентрацией 0,1—0,2% криптона и ксе-
нона поступает из блока разделения воздуха в газгольдер 1, далее сжи-
мается компрессором до 0,5 МПа и направляется в контактные печи —
основную 4 или резервную 5 — через теплообменники — основной 6 или
резервный 7. В теплообменнике концентрат нагревается до температуры
620—650° Сив электронагревателе печи до 700° С; далее поступает на
контактную массу (активный глинозем), где удаляются углеводороды.
Газ, выходящий из контактного аппарата, охлаждается в теплообменнике 6
или 7 в результате подогрева входящего газа, а затем охлаждается водой
до 30—40° С в холодильниках — основном 8 или резервном 9. Далее крип-
тон о-ксеноновый концентрат очищается от образовавшихся СО2 и Н2О
в одном из адсорберов — 10 или 11, заполненных цеолитом. Процесс ад-
сорбции протекает при нормальной температуре. Цеолит регенерируется
сухим азотом, подогретым в электроподогревателе 12 до 400—450° С.
После адсорбера криптоно-ксеноновый концентрат направляется на
разделение в блок вторичного концентрирования. В змеевике колонны 14
и теплообменнике 15 концентрат охлаждается и превращается в жидкость,
а затем после дросселирования орошает колонну 14. В верхней части ко-
лонны установлен конденсатор-испаритель, в межтрубном пространстве
которого кипит жидкий азот, поступающий из основного блока разделения
воздуха. Образовавшийся газообразный азот направляется в основной
блок разделения воздуха через теплообменник 15. Значительная часть под-
нимающихся по колонне паров конденсируется в трубах конденсатора и
стекает в виде флегмы вниз, а оставшийся пар в виде технического кисло-
рода направляется из верхней части колонны в основной блок или к потре-
бителю. Из нижней части колонны 14 криптоно-ксеноновая смесь непре-
рывно отбирается в испаритель 16, где превращается в газ, и поступает
через теплообменник 17 в контактную печь 18 для тонкой очистки от угле-
водородов. После удаления углеводородов из печи смесь подогревается
в теплообменнике 17 и заполняет газгольдер 20. В криптоно-ксеноновой
смеси содержится 99,5—99,9% криптона и ксенона. К потребителю смесь
поступает в баллонах.
Баллоны наполняют криптоно-ксеноновой смесью с помощью газифи-
катора 21, в котором смесь сначала конденсируется жидким азотом, зали-
тым в сосуд 22, затем в результате подогрева жидкость испаряется и под
давлением 4 МПа заполняет баллоны 23.
Техническая характеристика установки УСК-1М применительно к ос-
новному блоку БР-2 такова: количество перерабатываемого концентрата —
84 м3/ч с содержанием 0,15% криптона и ксенона; количество получаемого
продукта концентрацией 99,5—99,9% — 0,12 м3/ч и до 0,24 м3/ч при фор-
сированной работе оборудования. В настоящее время больше распро-
странена установка УСК-1М.
УСТАНОВКИ ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ НЕОНО-ГЕЛИЕВОЙ СМЕСИ
И РАЗДЕЛЕНИЯ ЕЕ НА НЕОН И ГЕЛИЙ
Неоно-гелиевую смесь получают в установках для разделения воз-
духа.
В наиболее распространенном воздухоразделительном аппарате
с двухступенчатой ректификацией, изображенном на рис. 137, в верхней
16 И. П. Усюкин	241
части конденсатора-испарителя газовая смесь содержит 8—10% неона и
гелия, 90—92% азота и небольшое количество водорода.
Эта смесь направляется в укрепляющую колонну 4, в верхней части
которой испаряется в змеевике азот под атмосферным давлением, в резуль-
Рис. 137. Схема колонны двукратной
ректификации с получением сырой
неоно-гелиевой смеси Na, Ne, Не, На:
Рис. 138. Схема аппарата для отделения
азота от неоно-гелиевой смеси.
1 — колонна предварительного * разделе-
ния; 2 — конденсатор-испаритель; 3—ко-
лонна окончательного разделения; 4 —
укрепляющая колонна.
тате чего из смеси конденсируется
азот, поступающий снова на испа-
рение в змеевик. Из верхней части
колонны 4 выходит сырая неоно-гелиевая смесь, содержащая в среднем
50% азота, 37 неона, 12 гелия и 1% водорода.
Гели в бая
хол о даль-
не газоЬая
машина
Рис. 139. Принципиальная схема уста-
новки для разделения неоно-гелиевой
смеси.
Полученная смесь подвергается'
каталитической очистке от водорода
путем соединения его с кислородом с
последующей осушкой от водяного
пара. Очищенная от водорода смесь
сжимается до 12 МПа и очищается
от азота в аппарате, показанном на
рис. 138, в нижней части которого испа-
ряется азот под вакуумом при темпера-
туре около 70 К. Аппарат работает
следующим образом. Сжатая смесь
охлаждается в теплообменш ке /, а
затем в змеевике 2, погруженном в
азотную ванну; при этом из смеси
конденсируется азот. В отделителе 3
из смеси выделяется жидкий азот,
а смесь идет в адсорбер 4, где удаля-
ются следы примесей и азота, после
чего неоно-гелиевая смесь, состоящая
из 75% неона и 25% гелия, подогре-
вается в теплообменнике 1 и выходит
как промежуточный продукт для по-
следующего разделения.
В последнее время создана уста-
новка разделения, представленная на
рис. 139. Неоно-гелиевая смесь, содер-
жащая 25% гелия и 75% неона, сжи-
242
мается в компрессоре 1 до давления 2,5 МПа, после чего охлаждается
в теплообменниках 2 и 3 соответственно циркулирующей неоно-гелиевой
смесью и азотом.
Далее смесь охлаждается испаряющимся жидким азотом в испари-
теле 4, отходящим продукционным неоном и циркулирующей неоно-гелие-
вой смесью в теплообменнике 5 и затем в теплообменнике 6 за счет гелиевой
холодильно-газовой машины 7 до, температуры 25 К. В результате охла-
ждения газовая смесь конденсируется и в отделителе 8 разделяется на
газообразный гелий и жидкую неоно-гелиевую смесь. Гелий направляется
последовательно в теплообменники 5 и 2, а затем выходит как конечный
продукт, а жидкая неоно-гелиевая смесь после дросселирования подвер-
гается разделению в колонне 9. Из верхней части колонны выходит цир-
кулирующая неоно-гелиевая смесь, которая нагревается в теплообменни-
ках 5 и 2 и снова подвергается сжатию, а из нижней — чистый жидкий
неон. Таким образом, на данной установке получают чистый жидкий неон,
гелий с концентрацией 94%. Циркулирующий газ содержит около 97%
неона.
На листе 170 приведена схема действующей отечественной установки
для разделения неоно-гелиевой смеси конденсационным способом. Про-
цесс в пояснении не нуждается,
УСТАНОВКИ ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ СЫРОГО И ЧИСТОГО ГЕЛИЯ
В установках для получения сырого гелия сырьем служит природ-
ный газ с малым (0,06%), средним (0,4%) и высоким (до 2%) содержанием
гелия либо продувочный газ процесса синтеза аммиака, когда сырьем для
его производства является природный газ. В последнее время потребление
природного газа значительно возросло и разведанные ресурсы его сокра-
щаются. В связи с этим необходимо из потребляемого природного газа по-
лучать сырой гелий, предназначенный для долгосрочного хранения в под-
земных емкостях.
Чистый гелий получают из сырого путем очистки его в низкотемпера-
турных установках.
Установка для получения сырого гелия
из природного газа с малым содержанием гелия
Природный газ содержит углеводороды фракций (в %): Сг — 81,75;
С2 —2,8; С3 —0,38; С4 — 0,18; С5 и Сб — 0,06; N2 — 14; Не — 0,06;
СО2 — 0,77. Схема установки получения сырого гелия из природного газа,
содержащего около 0,06% Не, представлена на листе 171. Природный газ,
сжатый до 4 МПа, охлаждается в теплообменнике 1 до 180 К. Сжиженная
часть тяжелых углеводородов проходит теплообменник 5 и после дроссели-
рования поступает на орошение в середину колонны среднего давления 8,
работающей при давлении 2,5 МПа.
Верхняя часть колонны предварительного разделения 2 орошается
тяжелыми углеводородами и частично жидким метаном, поступающими
из теплообменника/. Из нижней части колонны 2 выходят в жидком со-
стоянии тяжелые углеводороды и метан, которые очищаются в фильтре 3,
а затем после дросселирования орошают колонну 8. Азот, отходящий из
верхней части колонны 2, проходит теплообменники 5 и 6, ожижается и
после дросселирования орошает колонну 8. Часть азота из теплообменни-
ков 5 и 6 используется в колоннах И и 12 как теплоноситель, после чего
также поступает на орошение колонны 8. Из верхней и средней частей
колонны 8 отбираются две жидкие фракции, которые орошают вспомога-
тельные колонны 11 и /2; газовая фаза из этих колонн возвращается в ко-
лонну 3. Жидкость из колонны 12 охлаждается азотом в холодильнике 13
и 1ворошает после дросселирования колонну 7. Часть потока из колонны 12
после холодильника 13 испаряется в холодильнике неочищенного гелия 10.
16!
243
Жидкость из колонны 11 охлаждается в холодильнике метана 14
и также поступает в колонну 7 после дросселирования. Подвод тепла
в колонну 7 производится в конденсаторе 9 за счет частичной конденсации
азота, поступающего из колонны 8. Из верхней части колонны 7 выходит
азот под давлением 0,13 МПа, который подогревается последовательно
в теплообменниках 13, 14 и 1 и также выходит как продукт разделения.
Газ сверху из колонны 8 частично конденсируется в конденсаторе 9;
сконденсированная часть возвращается обратно в колонну 8. Газ из кон-
денсатора 9 поступает в охладитель 10, где в трубах испаряется азот под
давлением 0,13 МПа, а в межтрубном пространстве из смеси конденси-
руется азот и метан. Остаточный газ из охладителя 10 в виде сырого гелия
концентрации 65—70% поступает на дополнительную очистку и далее
к потребителю. Потери холода в системе компенсируются за счет метано-
вого и холодильного цикла, работающего при помощи компрессора 4. В на-
стоящее время в эксплуатации находятся установки, позволяющие пере-
рабатывать 65 тыс. м3/ч природного газа с содержанием гелия 0,06% и по-
лучать 250 тыс. м3 в год очищенного гелия.
Установка для получения сырого гелия
из природного газа со средним содержанием гелия
В 1963 г. в Либерале (США) была создана самая мощная в мире стан-
ция из двух установок, перерабатывающая 2,4 «107 м3 природного газа
в сутки. Содержание гелия в исходном природном газе около 0,4%, содер-
жание гелия в конечном продукте — сыром газе — составляет 65%.
Схема установки представлена на листе 172.
Сжатый до 4 МПа в компрессоре 1 природный газ охлаждается в холо-
дильниках 2 и 3 и осушается в адсорбере 4, заполненном алюмогелем.
После осушки газ охлаждается последовательно в теплообменниках 5, 6
и 7 и пропановом теплообменнике 8. После отделителя 9 газ охлаждается
в теплообменниках 11 и 12 и метановом холодильнике 13 до 170 К, а затем
поступает в колонну 14 предварительного разделения, в которой обога-
щается гелием до 3%. Далее газ охлаждается в теплообменнике 15 и мета-
новом холодильнике 16, в результате чего его температура понижается
до 150 К и после дросселирования направляется в колонну окончательного
разделения 17, куб которой подогревается метаном под давлением, а верх
колонны охлаждается испаряющимся азотом.
Сырой газообразный гелий концентрацией около 65% выходит из
колонны 17, подогревается последовательно в теплообменниках 11, 5
и после сжатия в компрессоре 18 направляется на очистку.
Из нижней части колонн 14 и 17 выводятся тяжелые углеводороды
и метан, которые, испаряясь, азатем и нагреваясь в теплообменниках 15,
12,7 и 3 за счет охлаждения прямого потока, выходят к потребителю в теп-
лом газообразном состоянии. Для компенсации потерь холода предусмо-
трен азотно-метановый холодильный цикл, который работает за счет сжа-
тия циркулирующего газа в компрессорах 23 и 24. Количество перераба-
тываемого газа в одном агрегате достигает величины порядка 500 тыс. м3/ч,
поэтому аппараты установки имеют предельные (для настоящего времени)
размеры.
Так, колонны 14 и 17 имеют диаметры 3—3,5 м и высота их достигает
28 м, масса колонн около 130 т. Общая масса аппаратуры, работающей
при низких температурах, приближается к 500 т.
Установка для получения чистого гелия
из природного газа с высоким содержанием гелия
В Кейсе несколько ранее, чем в Либерале, была сооружена мощная
станция для производства чистого гелия, перерабатывающая природный
газ в количестве 3—106 м3 в сутки. Станция состоит из трех агрегатов. Для
установки в Кейсе используется природный газ с высоким содержанием
244
гелия (до 2% гелия и 0,8% СО2). Схема установки представлена на
листе 173.
Природный газ под давлением 4 МПа очищается в скрубберах 1 рас-
твором моноэтаноламина. В адсорбере 2, заполненном синтетическим цео-
литом, газ очищается и осушается, а затем охлаждается до температуры
220 К в теплообменнике 3. В отделителе 4 из потока выделяются тяжелые
углеводороды, которые вместе с обратным потоком после дросселирования
охлаждают прямой поток. Газ из отделителя 4 проходит верхнюю часть
теплообменника 3, где охлаждается до 115 К при давлении около 3 МПа,
вследствие чего значительная его часть конденсируется. Охлажденный газ
после дросселированйя до 1,6 МПа поступает в отделитель 5; в газовой
фазе содержится около 35% гелия, 55 азота и 10% углеводородов.
Газ из отделителя 5 направляется для дополнительной очистки
в трубки дефлегматора 6, межтрубное пространство которого охлаждается
испаряющимся жидким азотом. Из верхней части трубок дефлегматора
выходит сырой гелий, содержащий 80% гелия, около 0,10% водорода,
менее 0,10% углеводорода, а остальное — азот. Этот поток сырого гелия
отдает свой холод в теплообменнике 3 и направляется для дальнейшей
очистки под давлением около 1 МПа в реактор 10 и адсорбер 11.
Жидкий азот получается в азотном циркуляционном цикле. Сжатый
до давления 5 МПа азот охлаждается в теплообменнике 7 до температуры
170 К, расширяется потом в двух последовательно расположенных турбо-
детандерах 8 и вместе с испарившимся в дефлегматоре 6 азотом направ-
ляется в межтрубное пространство теплообменника 9 для охлаждения и
сжижения азота. Газообразный азот из теплообменника 9 поступает в теп-
лообменник 7, после подогрева в котором он снова сжимается в компрес-
соре 23, замыкая холодильный цикл.
Для удаления водорода из сырого газа предусмотрена очистка, в про-
цессе которой к сырому газу предварительно добавляется воздух, после
чего на платиновом катализаторе реактора 10 образуется водяной пар,
который поглощается в адсорбере И. Сырой газ, очищенный от водорода,
сжимается в компрессоре 12 до 20 МПа, подвергается дополнительной
осушке в адсорбере 13 и направляется на очистку. В блоке очистки сжатый
гелий охлаждается продуктами разделения в теплообменнике 14. Далее
сырой гелий охлаждается за счет испарения жидкого азота в испарителе 15
до температуры, близкой к 77 К, вследствие чего из смеси конденсируются
углеводороды и основная часть азота. В газовой фазе отделителя 16 содер-
жится 98% гелия, около 0,01% водорода, а остальное — азот. В конден-
саторе 17 происходит дальнейшее охлаждение смеси до температуры 67 К
за счет испарения азота под давлением 0,02 МПа, после чего содержание
гелия возрастает до 99,5%.
Жидкий азот, отводимый из отделителя 16 и конденсатора 17, содер-
жит растворенный гелий. Для его отделения перед отделителем 18 жид-
кость дросселируется до давления 0,8 МПа, вследствие чего гелий из жид-
кости испаряется и уходит в теплообменник 14, а после подогрева снова
сжимается в компрессоре сырого гелия, что исключает его потери. Жидкий
азот из отделителя 18 дросселируется, а потом испаряется и нагревается
в теплообменнике 14. Последующая очистка гелия происходит в одном из
двух переключающихся адсорберов 19, заполненных активированным
углем и расположенных в ванне с жидким азотом. После очистки в адсорбе-
рах чистота гелия приближается к 99,99%. Чистый гелий нагревается
в теплообменнике 14 и после дополнительного сжатия в компрессоре 24
в виде конечного продукта поступает в баллоны.
Для производства жидкого азота предусмотрена ожижительная уста-
новка с давлением сжатия до 5 МПа, состоящая из теплообменных аппара-
тов 20, 21 и поршневого детандера 22. В целях сокращения оборудования
азотные холодильные циклы в частях установки сырого и чистого гелия
могут быть объединены.
245
Установки для получения сырого гелия
из продувочного газа процесса синтеза аммиака
Ниже рассмотрены два варианта установок: с регенераторами и пла-
стинчато-ребристыми теплообменниками.
Опыт применения регенераторов в технике температур ниже 80 К еще
недостаточно велик и, кроме того, своевременное направление развития
процессов теплообмена связано с широким внедрением пластинчато-ребри-
стых теплообменников.
Установка с регенераторами. На листе 174 представлена схема уста-
новки для производства сырого гелия из продувочного газа, получаемого
при синтезе аммиака, не содержащего Н2О, СО2 и NH3. Установка рабо-
тает с давлением сжатия 4,5 МПа.
Охлажденный продувочный газ понижает свою температуру в тепло-
обменнике 1 за счет холода, выходящего из установки водорода. Дополни-
тельно газ охлаждается за счет испарения азота под вакуумом в испари-
теле 2 до температуры 70 К. При этом N2, Аг и СН4 конденсируются.
Конденсат выводится из системы для дальнейшего производства ар-
гона, а оставшаяся смесь возвращается в теплообменник 7, после которого
дросселируется до давления 0,7 МПа и поступает на регенераторы И.
Регенераторы заполнены свинцовыми пластинами; в них газ охлаждается
до температуры 30. К, и на поверхности насадки почти полностью вымора-
живаются аргон и дзот.
Далее, смесь охлаждается и частично конденсируется в испарителе-
конденсаторе 3 и направляется в колонну 4 разделения гелия и водорода.
Из верхней части колонны 4 выходит гелиево-водородная смесь, из которой
в конденсаторе 3 конденсируется водород за счет испарения циркулирую-
щего водорода.
Конденсат из отделителя 5 в виде жидкого водорода возвращается
b колонну 4, а газ, содержащий 60% Не и 40% Н2, при температуре 23 К
подогревается до нормальной температуры в теплообменниках 6 и 7 и
далее направляется на установку тонкой очистки гелия. Чистый жидкий
водород без примесей гелия, поступающий из куба колонны 4, дроссели-
руется и испаряется в испарителе-конденсаторе 3, после чего он подогре-
вается в регенераторах; в результате этого с поверхности насадки испа-
ряется азот. После регенераторов водород, частично загрязненный азотом,
подогревается в теплообменнике 1 и выводится из системы для возврата
в цикл синтеза аммиака.
Для компенсации потерь холода в установке предусмотрен водородный
циркуляционный цикл, в котором водород, выходя из регенератора 11,
нагревается в теплообменнике 7, сжимается в компрессоре 8 от 1 до 6—
8 МПа и вновь поступает в теплообменник 7, где охлаждается. Для очистки
циркулирующего водорода от примесей азота установлены адсорберы 9,
после которых сжатый водород охлаждается жидким азотом в испарителе 2.
Далее водород под давлением направляется на охлаждение в змеевики
регенераторов и трубы теплообменника 6.
После указанных аппаратов сжатый и охлажденный водород превра-
щается в жидкость в змеевике 10, испаряя при этом водородо-гелиевую
смесь в кубе колонны. Жидкий водород из змеевика 10 после дросселиро-
вания поступает на испарение в конденсатор-испаритель 3, далее на на-
садку регенераторов 11, после которых часть водорода направляется в цир-
куляционный цикл через теплообменник 7, а другая его часть — в тепло-
обменник 1, где подогревается и вновь поступает в цикл синтеза аммиака.
Описанная установка позволяет получать значительное количество
сырого гелия. Конденсат, состоящий из азота, аргона и метана, подвер-
гается разделению с целью производства аргона (схема производства ар-
гона описана выше).
246
Установка с пластинчато-ребристыми теплообменниками. Схема уста-
новки представлена на листе 175.
Продувочный газ, свободный от СО2, Н2О и NH3, под давлением
4,5 МПа охлаждается продуктами разделения до температуры 85 К. Обра-
зовавшийся конденсат отделяется в отделителе 2, а оставшийся газ направ-
ляется в колонну 3, орошаемую жидким метаном. Из верхней части
колонны 3 отводится гелиево-водородная смесь с небольшим содержанием
метана и неона.
Для удаления метана смесь очищается в переключающихся адсорбе-
рах 4, после которых охлаждается в испарителе 5 за счет испарения
азота под вакуумом. Далее она охлаждается до температуры 33 К и
частично конденсируется в испарителе-конденсаторе б; окончательная
конденсация водорода осуществляется в змеевике 7 в результате испаре-
ния продуктов разделения, полученных в колонне 8. Жидкий газ после
змеевика 7 дросселируется до давления 0,8—0,9 МПа и подается на оро-
шение колонны 8.
Сверху из колонны отводится сырой гелий, состоящий из 50% гелия
и 50% водорода; из него в дефлегматоре 9 дополнительно конденсируется
часть водорода за счет испарения кубовой жидкости с другой стороны
стенки аппарата.
Жидкий водород после дефлегматора 9 отделяется в отделителе 10
и возвращается в колонну 8, а очищенный сырой гелий подогревается в ис-
парителе-конденсаторе 6, теплообменнике 1 и выводится из системы для
дальнейшей очистки от водорода. Жидкий водород из куба колонны 8 дрос-
селируется и испаряется в дефлегматоре 9, испарителе-конденсаторе 6 и
и далее, нагреваясь в теплообменнике 1, выходит как конечный продукт.
Часть водорода используется для регенерации адсорберов 4.
Конденсат из отделителя 2, состоящий в основном из азота, аргона и
метана, подают после дросселирования в колонну 11, в нижней части этой
колонны образуется метан. При помощи насоса 12 метан направляется на
орошение колонны 3, а из верхней части колонны 11 выводится смесь
аргона и азота. Азото-аргонная смесь поступает на разделение в колонну 13,
верх которой орошается жидким азотом, а низ подогревается азотом цир-
куляционного азотного цикла. В результате разделения азото-аргонной
смеси в колонне 13 сверху из нее выходит газообразный азот, часть кото-
рого через теплообменник 1 выводится как конечный продукт, а часть
возвращается в холодильный цикл. Из нижней части колонны 13 выво-
дится жидкий аргон высокой чистоты, который является конечным про-
дуктом.
Для компенсации потерь холода служит холодильный цикл, который
работает на азоте, поступающем из колонны 13. Этот поток подогревается
в теплообменниках 18, 16 и 15 и подвергается сжатию до давления 1,5 МПа
в компрессоре 14. Сжатый азот охлаждается в теплообменнике 15 и делится
на две части, одна из которых расширяется в поршневом детандере 20,
а другая поступает на сжижение в теплообменник 16. Поток азота из детан-
дера 20 ожижается в змеевике 21 и после дросселирования заполняет танк
жидкого азота 19.
Азот из теплообменника 16 проходит змеевик 17 колонны 11, сжи-
жается, охлаждается в теплообменнике 18 и после дросселирования запол-
няет танк жидкого азота 19. Жидкий азот расходуется для разделения
смеси в колоннах 11 и 13 и испарителе 5.
Описанная схема позволяет с одного агрегата синтеза аммиака произ-
водительностью 1500 т в сутки при содержании гелия в природном газе
0,04% получать около 300 тыс. м3 в год гелия и 5 млн. м3 в год жидкого
аргона (в пересчете на газ).
Необходимо отметить, что представленная схема высокоэкономична,
так как позволяет наряду с гелием получать значительное количество жид-
кого аргона и чистого водорода, причем последний возвращается в цикл
247
синтеза аммиака. Техническая характеристика установки зависит от
производительности установок синтеза аммиака и содержания гелия в ис-
пользуемом природном газе.
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ УСТАНОВОК ДЛЯ ОЖИЖЕНИЯ
ПРИРОДНОГО ГАЗА
Эти установки предназначены для ожижения больших количеств при-
родного газа.
Холод, необходимый для ожижения природного газа, получают в хо-
лодильных циклах: внешнем (классическом) каскадном, внутреннем кас-
кадном и азотном каскадном.
Эксплуатация установок с классическим каскадным циклом выявила
его недостатки: большое количество компрессоров и трудность регулиро-
вания рабочего процесса; значительные площади поверхности теплообмена
конденсаторов-испарителей и теплообменников; необходимость поддержа-
ния высокой чистоты холодильных агентов.
Однако, несмотря на указанные недостатки, этот способ применяется
в промышленности. Если классический каскадный цикл сжижения газов
и производства холода, предложенный Пикте много лет назад как наиболее
экономичный, не применялся ввиду своей сложности, то именно в уста-
новках сжижения природного газа при значительной производительности
установок он впервые получил реализацию. Оригинальный эффективный
цикл, предложенный А. П. Клименко, позволяет использовать всего один
компрессор, что заметно облегчает обслуживание установки.
Установка с внешним каскадным циклом
Схема установки (вариант А) изображена на листе 176.
Природный газ, свободный от бензиновых фракций, при давлении
4 МПа охлаждается в теплообменниках 1, 2 и 3 с помощью пропанового
холодильного цикла, принцип работы которого сводится к следующему.
Пропан, сжатый до 1,5 МПа в компрессоре 25, охлаждается водой в холо-
дильнике 20. где конденсируется при 300 К и затем собирается в отдели-
теле 13. После отделителя 13 дросселируется до 0,55 МПа, поступает в от-
делитель 10 и затем испаряется в теплообменнике 1 при 280 К, охлаждая
природный газ до 285 К. Испарившийся пропан сжимается в третьей сту-
пени компрессора 25. Остаток жидкости из отделителя 10 дросселируется
до давления 0,3 МПа в отделитель 14. из которого часть жидкости и пары
направляются на охлаждение природного газа до 265 К в теплообменник 2
и далее в теплообменник 1. В последнем пропан нагревается и сжимается
далее во второй ступени компрессора 25. Оставшаяся жидкость из отдели-
теля 14 дросселируется в отделитель 21 до давления 0,13 МПа, после чего
часть жидкости подается в теплообменник 3. где испаряется, охлаждая
природный газ до 241 К, другая часть испаряется в испарителе 24. где
ожижается этилен. Испарившийся в теплообменнике 3 пропан подогре-
вается в теплообменниках 2 и 1 и сжимается в первой ступени компрес-
сора 25, куда также поступает на всасывание пропан, испарившийся в ис-
парителе 24. Таким образом замыкается пропановый холодильный цикл
с тремя температурами испарителя: 280 К, 260 К, 236 К.
Далее природный газ охлаждается в теплообменниках 4, 5. 6 холо-
дильного цикла этилена. Этилен сжимается в компрессоре 27 до давления
2 МПа, ожижается в испарителе пропана 24 и поступает в отделитель 15.
Из этого отделителя этилен дросселируется до давления 0,55 МПа при тем-
пературе 201 К и подается в отделитель 11. откуда часть жидкости направ-
ляется для охлаждения природного газа в теплообменник 4. после кото-
рого газообразный этилен сжимается в третьей ступени компрессора 27.
Другая часть жидкого этилена из отделителя 11 дросселируется в отдели-
тель 16 до давления 0,2 МПа при 182 К и частично поступает на охлажде-
248
ние природного газа в теплообменник 5, в котором испаряется и затем сжи-
мается во второй ступени компрессора 27.
Жидкий этилен из отделителя 16 дросселируется до давления 0,15 МПа
при 176 К в отделитель 22, из которого одна часть этилена поступает на
охлаждение природного газа в теплообменник 6 и другая часть — в испа-
ритель-конденсатор 26, в котором конденсируется метан, поступающий
из компрессора 28. Испарившийся в теплообменнике 6 этилен нагревается
в теплообменниках 5 и 4, смешивается с этиленом из испарителя-конден-
сатора 26 и поступает на сжатие в первую ступень компрессора 27. Таким
образом замыкается этиленовый холодильный цикл при температурах
испарения: 201 К, 182 К, 176 К.
Последующее охлаждение и ожижение природного газа осущест-
вляется в теплообменниках 7, 8 и 9 с помощью метанового холодильного
цикла.
Сжатый в компрессоре 28 до давления 4 МПа метан конденсируется
при 187 К и поступает в отделитель 17, из которого он дросселируется до
давления 1,5 МПа и при температуре 159 К направляется в отделитель 12.
Часть метана из отделителя 12 нагревается в теплообменнике 7, охлаждая
природный газ до температуры 164 К.
Испарившийся в теплообменнике 7 метан сжимается во второй ступени
компрессора 28, а жидкость из отделителя 12 дросселируется в отдели-
тель 18 до давления 0,6 МПа и температуры 139 К. Из отделителя 18 часть
жидкости поступает на охлаждение природного газа в теплообменники 8
и 7, после которых сжимается во второй ступени компрессора 28. Остаток
жидкости из отделителя 18 дросселируется до давления 0,2 МПа и темпе-
ратуры 120 К в отделитель 23, после которого испаряется и нагревается
в теплообменниках 9, 8 и 7, замыкая метановый цикл при температурах
испарения: 159 К, 139 К и 120 К.
Сжиженный природный газ из теплообменника 9 дросселируется до
давления, близкого к атмосферному, в хранилище жидкого метана 19,
откуда испарившаяся часть поступает на сжигание, а жидкость — к по-
требителю. Таким образом с помощью классического каскадного цикла
природный газ, сжатый до давления 4 МПа, превращается в жидкость.
Как видно, при этом используется достаточно сложное оборудование:
девять многосекционных теплообменников, три многоступенчатых поршне-
вых компрессора или турбокомпрессора и двенадцать отделителей. Есте-
ственно, что регулировать столь громоздкую систему весьма затрудни-
тельно.
Каскадный цикл (вариант Б) представлен на листе 177. В этом
варианте принципиальная часть схемы ожижения природного газа не из-
менена и повторяет предыдущую. Многосекционные теплообменники заме-
нены на односекционные. В верхней части теплообменников 8,9 испаряется
пропан и конденсируется этилен. В средней части теплообменников 11—15
испаряются пропан и этилен, охлаждается и конденсируется метан. В ниж-
ней части соответственно испаряются пропан, этилен, метан, а охла-
ждается и конденсируется продукционный природный газ.
Ниже приведен пример расчета схемы по варианту А (лист 176).
Расчет ведем на один килограмм сжижаемого природного газа, который условно
принят за чистый метан.
Условные обозначения:
4п> Я'п — тепловые нагрузки в соответствующих теплообменниках, кДж/кг
(п — номер позиции на схеме, лист 176, рис. 140, 142, 144);
гп — теплота парообразования хладагентов при соответствующих давле-
ниях испарения, кДж/кг;
хп — паросодержание хладагента после дросселирования в отделитель;
уп — количество жидкого хладагента, поступающего в соответствующий
теплообменник, кг/кг;
гп — количество жидкого хладагента, поступающего на дросселирование
в соответствующий отделитель, кг/кг;
6П — количество пара, образующегося после дросселирования, кг/кг;
249
(уп — количество хладагента, поступающего в соответствующий теплообмен
ник, кг/кг;
рп — давление конденсации и кипения хладагентов в соответствующих
теплообменниках, МПа;
Тп — температуры конденсации и испарения хладагентов соответственно
давлениям рЛ, К;
Т®ых — температуры входа и выхода потока природного газа в соответствую-
щих теплообменниках, К;
i — энтальпии потоков в соответствующих точках циклов схемы (рис. 141,
143, 145, 147), кДж/кг;
bi, или — работа в данной ступени компрессора, кДж/кг.
Расчет метанового цикла (рис. 140, 141). Исходные данные: давление
ожижаемого природного газа (задано) д”*’ = 4 МПа;
давление конденсации хладагента
в испарителе-конденсаторе 26
(принимаем) р26 = 4 МПа; тем-
пература конденсации хладаген-
та в испарителе-конденсаторе
26 (из диаграммы i —1g р при
р2в = 4 МПа, Т26 = 187 К);
давление кипения хладагента в
теплообменнике 9 (подбираем из
условия равномерного распреде-
ления по теплообменникам об-
щего перепада температур) р9 =
0,2 МПа; температура кипения
хладагента в теплообменнике
9 Т9 = 120 К; давление кипе-
ния хладагента в теплообмен-
нике 8 (так же, как и р$) р9 —
= 0,6 МПа; температура кипе-
ния хладагента в теплообмен-
Рис. 140. Схема метанового цикла (каскадный
процесс сжижения природного газа).
IQP
5/ Ргб,тгб к у
6П5'Р7:Г7 [3 /з' 3'
7кб' Ра,тa b /зУ'
8К' ра'г9 7 */' /1“
Рис. 141. Изображение метанового
цикла в координатах i — lg р.
нике 8 Т8=139 К; давление кипения хладагента в теплообменнике 7 (так же, как и р9)
р7 = 1,5 МПа; температура кипения хладагента в теплообменнике 7 Т7 = 159 К.
Принимаем температурную недбрекуперацию в теплообменниках 5 К.
Температура природного газа на выходе из теплообменника 9
Т9ЫХ = Т9 + 5 = 125 К.
Температура природного газа на входе в теплообменник 9 и на выходе из тепло;
обменника 8	_
Т*к = Т®ых = Т8 + 5 = 144 К.
Температура природного газа на входе в теплообменник 8 и на выходе из теплооб-
менника 7
гвХ==твых = Г7 + 5 = 164 к.
Температура природного газа на входе в теплообменник 7 и на выходе из теплооб-
менника 6
= Т*ых = Тб + 5 == 181 К.
(Тв получаем из расчета этиленового цикла, см. ниже).
250
Энтальпии потоков хладагента (метана) для соответствующих точек цикла (см. рис. 141)
получаем из i—1g р-диаграммы по заданным давлениям:
— 527,5 кДж/кг;	i2 = 548,4	кДж/кг; i3 — 556,8 кДж/кг;
= 519 кДж/кг;	i5 = 327,6	кДж/кг; = 176,7 кДж/кг;
i7 = 100,9 кДж/кг; ц = 32,4 кДж/кг;
t’J = 565	кДж/кг (температура в точке 1	равна Т8 (принимаем); давление	р9);
i" =	615,4 кДж/кг (Т7, р9);	i'2 = 594,5	кДж/кг (Т7, р8); i'4 = 732,6	кДж/кг.
Тепловые нагрузки на теплообменники 7, 5, 9 (по природному газу):
= is* — *9ЫХ = 67,8 кДж/кг (Т9Х, Т9ЫХ, р = 4,0 МПа — давление природного газа);
?8 = f*8X —• 1’8ЫХ = 75’8 кДж/кг;
q7 — /?х — г*ых = 84,6 кДж/кг.
Теплоты парообразования хладагента:
r9 = — iQ = 527,5 — 32,4 = 495,1 кДж/кг;
r8 = t2 — t7 = 548,4 — 100,9 = 447,5 кДж/кг;
r7 = i3 — fe = 556,8 — 176,7 = 380,1 кДж/кг.
Количество жидкого хладагента, поступающего в теплообменник 9,
* = f = 5£ = 0,137 кг/кг-
Пар ©содержание в потоке хладагента после дросселирования в отделитель 23:
—	100,9-32,4 _
х28 = -у— ------------------- 0,138.
Количество жидкого хладагента, поступающего на дросселирование в отделитель 23
г» = -г-, О,о31738 = °’159 кг/кг-
1 ---^23 А и» J
Количество пара, образующегося после дросселирования в отделителе 23,
623 =г2зх23 = 0,159-0,138 = 0,022 кг/кг.
Теплота нагрева обратного потока хладагента в теплообменнике 8 (при давлении р9)
<78 (h х1) г23 — (565 — 527,5) -0,159 = 5,986 кДж/кг.
Количество жидкого хладагента, поступающего в теплообменник 8,
Яб — Яз 75,8 — 5,986	Л1__	.
»’ = —— = ^5--------------= °’167 КГ/КП
Паросодержание в потоке хладагента после дросселирования в отделитель 18
r _	176,7- 100,9
----------447^5---= °’17-
Количество жидкого хладагента, поступающего на дросселирование в отделитель 18,
Zig = Ул+Лзз = .0,167 + 0,159 = 0>393 кг/кг
1 — Л-18	1   U, 11
Количество пара, образующегося после дросселирования в отделителе 18,
618 — zi8*i8 = 0,393-0,17 = 0,0666 кг/кг.
Теплота нагрева обратных потоков хладагента в теплообменнике 7 (при давле-
ниях р8 и р9)
?7 = (‘I - *2) (Уз + «18) + (ч - ч) г23 = (594>5 - 548,4) (0,167 + 0,0666) +
+ (615,4 — 565) 0,159 = 18,67 кДж/кг.
Количество жидкого хладагента, поступающего в теплообменник 7,
Ъ-Ъ 84,6— 18,67	.	;
у7 = —— = —w  0,173 кг/кг.
251
Паросодержание в потоке хладагента после дросселирования в отделитель 12
_Ц-Ц_ 327,6- 176,7
*12 —	—	— 5о?П — и,ЗУ.
380,1
Количество жидкого хладагента, поступающего на дросселирование в отделитель /2Г
У1 “И ^18	0,173 -J- 0,393	_ о.
г- =	=	1-0,39	= °’94 КГ/КГ-
Количество пара, образующегося после дросселирования,
d12 = z12x12 — 0,94-0,39 = 0,373 кг/кг.
Таким образом, 1 кг природного газа, охлаждаемого в теплообменниках 7, 5, 9
от температуры 181 К до температуры 125 К, в нижней ступени каскада (метановый цикл)-
должен соответствовать 0,94 кг циркулирующего хладагента (СН4).
Вычисляем работу сжатия в компрессоре 28. Процесс сжатия считаем адиабати-
ческим (S = const). Энтальпия в точке 2" (см. рис. 141) конца сжатия в первой ступени
(от р9 до р8)
^2 = 711,7 кДж/кг.
Считаем, что на стороне всасывания газа во второй ступени компрессора смешиваются
два потока с разными энтальпиями. Результирующая энтальпия газа (точка 2'", см. рис. 141 >
.« ___ *2 (^18 + Уз) + *2 (^23 + У9) _
2	618 4- у» + 623 4- у9
594,5(0,0666 4-0,167)4-711,7(0,022 4-0,137) с _ ,
=-------0,0666 + 0,167 + 0,022 + 0,137------- = 64°’5 кДж/КГ'
Аналогично энтальпия в точке 3'
i'= 734,7 кДж/кг;
энтальпия в точке 3"
е = «з(У7 + б12) + »зг18 = 556,8 (0,173 + 0,373) + 734,7-0,393 = 632 кДж/кг;
з	Zig	0,94
энтальпия в точке 4'
*4 = 732,6 кДж/кг.
Работа сжатия в первой ступени метанового компрессора
Lj = (/" —i'') z23 = (711,7 — 615,4) 0,159 = 15,3 кДж/кг.
Аналогично:
во второй ступени метанового компрессора
£и = (i' — <2) z18 = (734,7 — 640,5) 0,393 = 37 кДж/кг;
в третьей ступени метанового компрессора .
1 £ш =	— Q z12 = (732,6 — 632) 0,94 = 94,5 кдж/кг.
Суммарная работа сжатия в компрессоре метанового цикла
LCH4 = Lj 4- Ln -J- ЬП1 — 15,3 4- 37 4- 94,5 = 146,8 кДж/кг.
Расчет этиленового цикла (рис. 142, 143). Исходные данные (прин-
цип разделения этиленового цикла на ступени тот же, что и для метанового): р24 = 2 МПа;
р4 = 0,55 МПа; рб = 0,2 МПа; рб = 0,15 МПа; Т24 = 244 К; Т4 = 201 К; Тъ = 182 К;
Т6 = 176 К.
Значения температур потока природного газа в точках входа в теплообменники 4,
5, 6 и выхода из них получаем, приняв АТ равной 5 К.
Значения энтальпии в точках цикла (см. рис. 143) получаем по заданным пара-
метрам из i—1g р-диаграммы для этилена. Расчет тепловых нагрузок и материальных
потоков аналогичен тому же для метанового цикла.
Теплота парообразования этилена: гв = 475,14 кДж/кг; г5 = 462,59 кДж/кг;
г4 = 412,34 кДж/кг; г24 = 297,2 кДж/кг.
В теплообменнике 6 в отличие от других конденсируется природный газ с после-
дующим переохлаждением жидкости. Поэтому тепловую нагрузку в нем определяем по
выражению
<7в — гп. г + Д» = 244,69 кДж/кг,
252
где гп. г= 190,48 кДж/кг— теплота парообразования природного газа при р = 4 МПа;
Ai = 54,2 кДж/кг — тепло, выделяющееся при переохлаждении 1 кг природ-
ного газа с Т = 187 К до Т = 181 К при р = 4 МПа;
q5 = Ю0,47 кДж/кг при Т|х = 206 К и Т£ых = 187 К;
<74 = 108,84 кДж/кг при =241 К и Т£ых = 206 К.
Принимаем, что понижение температуры газа после компрессора 28 (см. рис. 140)
происходит в конденсаторе-испарителе 26, поэтому следует учесть тепло охлаждения:
Рис. 142. Схема этиленового цикла.
^26 — Чсн4 * 4сн4 — 213,5 кДж/кг,
где i4CH и Z4CH — значения энталь-
пий в точках ме-
танового цикла
(рис. 141). Тепло-
вая нагрузка на
конденсатор-испа-
ритель 26
<?26 = (^26 + г2бН<) 212 = 380>9 КДЖ/КГ,
где 4Н< — теплота конденсации метана
при давлении р26.
Рис. 143. Изображение этиленового
цикла в координатах i—lg р.
Определяем количество хладагента (этилена), циркулирующего в каскаде при охлаж-
дении 1 кг природного газа:
р6= — =0,514 кг/кг;
гв
о2в = Я™. = о,8 кг/кг;
Г6
х22 = 2? —= 0,035;
г б
z22 =	= 1,36 кг/кг;
622 = z22x22 = 0,0475 кг/кг.
Теплота нагрева обратного потока хладагента в теплообменнике 5 (при давлении р6)
«5 = (‘1 — *1) (622 + Уб) = 4>7 КДЖ/КГ.
Рассчитываем материальные потоки в соответствующих точках цикла:
<?е — <?:
уь = —-------- = 0,207 кг/кг;
Г5
U — 17
*1в = Т—Г = 0,145;
= ?22 + Уь = j 835 /кг
1—-Чв
6М = гих1л = 0,266 кг/кг.
253
Теплота нагрева обратного потока хладагента в теплообменнике 4 (при давлениях
и р6)
^4 = (h *1) (#б + ^22) + (*2 — *2) (#5 + ^1б) “ 24,87 кДж/кг.
Рассчитываем материальные потоки в соответствующих точках цикла:
<74 — ^4
—---------= 0,22 кг/кг;
Г4
Хц = *5	= 0,31;
гп =	218 = 2,97 кг/кг;
1—хи
6и = znxu = 0,92 кг/кг.
Таким образом, 1 кг природного газа, охлаждаемого в теплообменниках 4, 5, 6
от температуры 241 К до температуры 181 К во второй ступени каскада (этиленовый цикл)»
должен соответствовать 2,97 кг циркулирующего хладагента (С2Н4).
Подсчитываем работу сжатия в компрессоре 27.
Энтальпия в точке Г" (см. рис. 143)z
i» = Й(У. + 62а) + ЙР2в = 50б>54 кДж/кг.
*22
При смешении потоков газа на всасывании во второй ступени компрессора энталь-
пия практически не изменяется, т. е.
энтальпия точки 3"
*з (Уа + «и) + *зг1б Q- п .
и = —---------'--------= 560,95 кДж/кг.
2п
Работа сжатия в первой ступени этиленового компрессора
Li = (ig — h ) z22 = 23>2 кДж/кг.
Аналогично во второй ступени компрессора
£п = (1з — *2)^16 = 123 кДж/кг;
в третьей ступени компрессора
LnI = (г4 ~ 1’з) г11 = 284>7 КД>К/КГ-
Суммарная работа
^С,Н4 =	= 430,87 кДж/кг.
Расчет пропанового цикла (рис. 144; 145). Исходные данные:
р3 = 0,13 МПа; р2 = 0,3 МПа; рх = 0,55 МПа; р20 = 1,5 МПа; Т3 = 236 К; Тг = 260 К;
?! = 280 К; Т2о = 317 К.
Значение энтальпий в точках цикла (см. рис. 145) находим по заданным параметрам
из i—1g р-диаграммы для пропана.
Расчет тепловых и материальных потоков аналогичен тому же для предыдущих
циклов.
Теплота парообразования: г3 = 418,63 кДж/кг; п = 381,15 кДж/кг; г± =
~ 371,3 кДж/кг.
Тепловые нагрузки на теплообменники /, 2, 3 и конденсатор-испаритель 24
(см. рис. 144): р3 = 67,0 кДж/кг; р2 — 50,26 кДж/кг; qr = 46,04 кДж/кг.
Для определения тепловой нагрузки на конденсатор-испаритель 24 берем данные
из этиленового цикла
*?24 = [Г24 + ('4 + Ч)] ги = 1264,26 кДж/кг.
Рассчитываем материальные потоки в соответствующих точках цикла:
у3 — — = 0,16 кг/кг;
гз
о24 =	= 3,02 кг/кг;
х21 = 	*8- = 0,12 кг/кг;
11	18
z21 =	g-2-- = 3,62 кг/кг;
1	*2i
$21 = *21*21 e М34 КГ/КГ.
254
Теплота нагрева обратного потока хладагента в теплообменнике 2 (при давлении р3)
Я2 = (*i — ‘1) (Уз + 62i) = 22,396 кДж/кг.
Рассчитываем материальные потоки:
у2 — _—— = 0,075 кг/кг;
Г2
хм = 45-=Ц2- = 0,118;
‘а —«7
г,. =	+ Zgl- =4,17 кг/кг;
1—хи
814 == Z14X14 = 0,492 кг/кг.
Теплота нагрева обратного потока хладагента в теплообменнике / (при давлении
р3 и р2)
^1 ~ (ll *1) (#3 “b ^21) + (*2 — *2) (^2 “Ь 814) = 21,55 кДж/кг.
Рис. 144. Схема пропанового цикла.
Рассчитываем мате-
риальные потоки:
Ух----------=0,061 кг/кг;
ri
х10 = t5~te = 0,22;
Г1
Z1O =	= 5 4 кг/кг;
1—*ю
8ю = 210х10 = 1,19 кг/кг.
Таким образом, на 1 кг
природного газа, охлаждае-
мого в теплообменниках /,
2, 3 от температуры Т =
=303 К до 7= 241 Кв верх-
ней ступени каскада (пропа-
новый цикл) должно цирку-
лировать 5,4 кг холодиль-
ного агента (C3Hg).
Рис. 145. Изображение пропанового
цикла в координатах i—lg р.
Работа сжатия в первой ступени пропанового компрессора
= (i' — Q z21 = 141,08 к Дж/кг.
Аналогично
LH = (13 — Q Z14 = И3,87 кДж/кг;
== (^*4 —= 278,4 кДж/кг.
Суммарная работа сжатия в компрессоре
LCiUa = Lj + Ln + Lln = 533,35 кДж/кг.
255
Количество работы, затраченной на охлаждение природного газа, по данной схеме
с Т — 303 К до Т = 125 К при р = 4 МПа
— ^сн4 Н"^с2н< + ^с8н8 — 11ПД2 кДж/кг.
После дросселирования ожиженного природного газа (рис. 146)
(см. лист 176) получаем:
р”™ = 4,0 МПа; = 125
в сборнике 19
пнач
Рпг 1
кон /
рпг Z
К;
р«о« = 0,1 МПа; Т“°« = 117,6 К;
i2 = 0; 13 = 54,4 кДж/кг; = 509 кДж/кг.
Количество жидкого природного газа после дроссели-
рования
Рис. 146. Изображение
процесса дросселирования
ожиженного природного
газа в координатах
i — 1g р.
= 0,89 кг/кг.
и —ч
Удельный
родного газа
расход энергии на 4 кг ожиженного при-
-----^— = 0,52 кВт-ч
i/Лиз * 3600

I
у
I
L
или на 1 м3
/ = 0,37 кВт*ч,
где т]из — 0,65— к. п. д. компрессора.
Установка с внутренним каскадным циклом
Схема установки показана на листе 178. Способ действия установки
с внутренним каскадным циклом, разработанным советским ученым
А. П. Клименко, сводится к следующему.
В качестве хладагента используется циркулирующий газ, представля-
ющий собой смесь азота, метана, этилена, пропана. Смесь сжимается в тур-
бокомпрессоре 1 до давления 3,0—3,5 МПа и охлаждается водой в холо-
дильнике 2. В результате охлаждения конденсируется часть смеси. Обра-
зовавшаяся жидкость, содержащая в основном пропан, отделяется от
газа в отделителе 3, охлаждается в теплообменнике 4, дросселируется, ис-
паряется в межтрубном пространстве и вместе с обратным потоком газа
охлаждает газ прямого потока, который направляется по змеевику из
отделителя 3, и природный газ, поступающий на ожижение. Испарившаяся
жидкость и обратный поток газа после нагрева снова сжимаются в турбо-
компрессоре 1. Из циркулирующей смеси, охлажденной в змеевике тепло-
обменника 4, частично конденсируются этан и пропан и поступают в отде-
литель 5, в котором от газа отделяется жидкость.
Жидкость из этиленового отделителя 5 переохлаждается в этиленовом
теплообменнике 3, дросселируется и испаряется в межтрубном простран-
стве, где вместе с обратным потоком газа охлаждает циркулирующий и
природный газы.
После этиленового холодильника из циркулирующего газа конден-
сируется этилен и частично метан, которые отделяются в отделителе 7.
Жидкость из отделителя 7 переохлаждается в метановом теплообменнике 3,
дросселируется и испаряется в межтрубном пространстве. Благодаря
испарению жидкости в межтрубном пространстве метанового теплообмен-
ника 8 и обратного потока газа из циркулирующего потока конденсируются
метан и остаток этилена. Образовавшаяся жидкость охлаждается в азото-
метановом теплообменнике 9, после выхода из которого дросселируется,
поступает в межтрубное пространство азото-метанового теплообменника
и охлаждает циркулирующий и природный газы.
Затем смесь поступает в межтрубное пространство метанового тепло-
обменника 3. Далее циркулирующий газ смешивается с газообразным эти-
леном из теплообменника 6, с пропаном из теплообменника 4 и засасы-
256
вается компрессором; при этом замыкается циркуляционный холодиль-
ный цикл. Природный газ, последовательно охлажденный в теплообмен-
никах 4, 6, 8 и 9, дросселируется до атмосферного давления и накапли-
вается в сборнике жидкого природного газа 10\ газ из сборника направ-
ляется на сжигание, а жидкость — к потребителю.
Таким образом, внутренний каскадный цикл ожижения природного
газа при меньшем количестве компрессоров и теплообменников может заме-
нить классический каскадный. Однако в этом цикле расход энергии будет
несколько выше, чем в классическом, вследствие затраты работы на разде-
ление газовой смеси в циркулирующем газе холодильного цикла.
Ниже приведен пример расчета схемы ожижения природного газа
с внутренним каскадным циклом (см. лист 178).
I.	Температура смеси (хладагента) при входе в теплообменники ориентировочно при-
нята равной температуре кипения чистого компонента при атмосферном давлении,
преобладающего в смеси для данного теплообменника.
II.	Состав исходной смеси, используемой для охлаждения природного газа, определяется
следующим образом:
1.	Находим тепловую нагрузку при охлаждении природного газа в данном тепло-
обменнике по параметрам соответствующих точек (величина недорекуперации
АТ = 5 К).
2.	Определяем количество х-го компонента в исходной смеси, равное частному от деле-
ния тепловой нагрузки при охлаждении природного газа на теплоту парообразо-
вания компонента, преобладающего в смеси для данного теплообменника.
III.	Расчет состава отдельных фракций при конденсации многокомпонентной смеси (хлад-
агента). Метод расчета основан на применении констант равновесия:
1.	Условные обозначения:
/nJ1, /njv, /п?1, /nV111 — количество х’-го компонента в смеси, поступающей в соот-
ветствующий теплообменник, моль;
nJ1, nJV, nV1, п/1П — количество х’-го компонента в жидкости соответствующего
теплообменника, моль;
AfIV, N™, AfVI11 — количество жидкости при температуре Т в соответствую-
щем теплообменнике, моль;
В11, BIV, BVI, Bvin — количество смеси, поступающей в соответствующий тепло-
обменник, моль;
Ki — константа фазового равновесия х-го компонента;
Xi — концентрация х-го компонента в жидкости, моль/моль;
у£ — концентрация х‘-го компонента в паре, моль/моль;
Ож. — массовое количество х’-го компонента в жидкости, кг;
Сщ — массовое количество х’-го компонента в паре, кг.
2.	Общее уравнение материального баланса
Е mt -- В.
£=1
3.	Количество конденсата (представляет собой сумму количеств сконденсировавшихся
компонентов)
£п.=ЛГ.
1=1
4.	Количество х’-го компонента в конденсате
5.	Решаем систему двух последних уравнений методом подбора.
Задаваясь N несколько превышающим 0, вычисляем значение п£ и добиваемся усло-
п
вия У п£ =N. Значения констант равновесия Kt берем из соответствующих диаграмм
/=1
или таблиц.
В данном примере расчет производится из условия поступления в холодильник 2
количества смеси В11 = 1 моль.
17 И. П. Усюкин	257
6.	Количество смеси, поступающей в следующий теплообменник (например, в тепло-
обменник 4), рассчитываем:
wiv	„п.
т- =	;
п
BIV = 2 тГ-
1=1
7.	Концентрации отдельных компонентов в газовой фазе после конденсации
8.	Концентрация компонентов в жидкой фазе
9.	Масса i-ro компонента в паровой и жидкой фазах, соответственно
Gnt. = пцМс,
Gy&i = гцМ^
где Mi — молекулярная масса f-ro компонента.
Результаты расчета даны в табл. 38 и 39.
IV.	Определение количества ожижаемого природного газа (условно принят за чистый
метан) из тепловых балансов теплообменников в расчете на 1 моль исходной холо-
дильной смеси.
1.	Теплообменник 4:
а)	Тепловая нагрузка при охлаждении природного газа
(7СИ4 = 4*28 — *14 ~ 373,5 — 708,17 — 165,36 кДж/кг.
б)	Тепловая нагрузка при охлаждении жидкой смеси состава точки 18
з
^ж = 3,3362-0,497+ 2,6-62-0,742+ 2,2-62-12,33- 1915,14 кДж/кг,
где ср.— теплоемкость i-ro компонента, кДж/(кг-К);
ДТ— разность температур на входе и выходе жидкой смеси из теплообменника, К;
ДТ = ТХ8-Тзв,
Gi— масса компонента в жидкой смеси, кг.
в)	Тепловая нагрузка при конденсации газовой смеси состава точки 27
4	4
= X	*£ + Ч )>
у“К	Ч? Ч?	X Чз Чз Чв Чв/
1=1	1=1
qK = (5,26-891,5 + 2,62-£65,87 + 9,67-820,5 + 0,56-455,6) —
— (1,896*762 + 3,37-736,9 + 1,81-568,5 + 0,8-572,7 + 9,25-334,4 +
+ 0,424-756 + 0,56-384,56) == 5579,154 кДж/кг.
г)	Тепловая нагрузка при кипении смеси состава точки 16
з	п
?о = 2	;
i=l	i=l
qQ = (0,497*898,7 + 0,742-660,4 + 12,33-851) — (0,497-772,9 +
+ 0,742-572,7 + 12,33-334,4) = 6497,9 кДж/кг.
д)	Тепловая нагрузка по обратному потоку
4
%, n = S Ср( (T2l — Т22) Git, '
Чо. п = 2,10-62-5,26+ 1,34-62-2,62+ 1,63-62-9,67 + 1,08-62-0,56 = 1935,8 кДж/кг.
е)	Баланс по холоду
Qo = ($0 + Яо. п) (^ж “Ь *7к)
Qo = (6497,9 + 1935,8) — (1915,14 + 5579,154) = 939,4 кДж.
258
Таблица 38
Компо- нент i	mi	к.	N	ni	xi	Ус	G*i	%
Холодильник 2t Т = 303 К
С1Н4	0,36	5,4		0,0311	0,091985	0,4967	0,497	5,262
с,н4	0,12	1,8		0,0265	0,078443	0,1419	0,749	2,618
СзН8	0,5	0,4	0,3378	0,2802	0,829627	0,3318	12,33	9,669
n,	0,02	—		0	0	0,00302	0	0,56
2	1,0	—		0,3378	1,0000	1,0000	13,57	18,11
Теплообменник 4, Т ~ 238 К
С1Н4	0,3289	2,6		0,1185	0,3013	0,7834	1,89	3,369
с,н4	0,0935	0,65		0,0645	0,1644	0,1068	1,81	0,804
СзН8	0,2197	0,067	0,393346	0,2102	0,5344	0,0358	9,2498	0,424
N,	0,02	—		0	0	0,0739	0	0,556
2	0,6622	—		0,3933	1,000	1,0000	12,956	5,154
Теплообменник 6, Т ~ 178 К
С1Н4	0,2106	0,8		0,1712	0,8195	0,6556	2,74	0,628
С,Н4	0,0287	0,09		0,0280	0,1341	0,0121	0,785	0,020
СзН8	0,0096	0	0,20898	0,0096	0,0463	0	0,426	0
N,	0,0198	—.		0	0	0,3323	0	0,557
2	0,2688	—		0,2089	1,000	1,0000	3,951	1,2053
Теплообменник 8, Г = 120 К
с,н4	0,0392	0,1		0,0393	0,6556	0	0,628	0
С,Н4	0,0007	0		0,0007	0,0120	0	0,020	0
CsH8	0	0	0,059874	0	0	0		0
N2	0,0198	0,75		0,0199	0,3323	0	0,557	0
2	0,0598	—		0,0599	1,0000	—	1,205	—
Таблица 39
Номер расчетной точки цикла (см. лист 178)	Компоненты	Температура Т, К	Общее давление р, МПа	Энтальпия природ- нОго газа кДж/кг	Концентрация в па- ровой фазе Ур моль/моль	Концентрация в жидкой фазе Хр моль/моль	Парциальное давле- ние рр МПа	Весовое количество компонента в жид- кой фазе	кг	Весовое кЬличество компонента в паро- вой фазе G , кг	Энтальпия (при - парциальном давле- нии)	кДж/кг
1	сн4	100	4,0	—252	—	—	—	—	—	—
2	сн4 с,н4 СзН8 N,	100	3,0	—	1111	0,656 0,012 0,33	1,968 0,036 0,099	0,63 0,02 0,56	—	-32,4 —152,8 50,2
4	сн4	120	4,0	36,0						
5	сн4 С»Н4 СзН8 N,	120	3,0	—	—	0,656 0,012 0,33	1,968 0,036 0,99	0,63 0,02 0,56	1111	32,4 —104,2 244,9
17*
259
to О	КЗ о	g		00		4*>	to on
» ns: 00 * *	ZPPQ • sa^c 00	ZPPQ		CH4	z«P«PQ
238	233	238	178	238	178
3,0	j—	3,0	3,0	о	3,0
	1	1	1	709,2	1
0,783 0,107 0,036 0,074	pppp CO 00 4*0 Ю —"4	Illi	Illi	1	о oo 00 I OP S8J
Illi	Illi	0,3 0,164 0,53	ООО 1 Sj'“	1	Illi
ООО to 5 oSSo WQOOOO	0,0547 0,0155 0,0365 0,0033	~pp 1 СЛ *><© 1 “Й	0,9 0,492 1,59	1	1,968 0,036 0,99
Illi	Illi	, 5>r*~ 1 tOOO© СЛ	co*-*— 1 to oo© Cn	1	Illi
poop СП 00 oo О to "4	pp top oiobio о чюо	Illi	Illi	1	0,63 0,02 0,56
738 573 8 757,3 385	770,4 570,0 751,4 380,9	00 СЛ *4 1 SoW ©OO	623,7 19,0 198,8		00 >£СД о | оо !£ о о
в	00	о	СО	g	Номер расчетной точки цикла (см. лист 178)
» ж а? 0»	z«£"^Q /•жад 00 *	z<£M2q w XXX 00 * *	В	z^Q » д^еэй	Компоненты
00	00	§	►г 00	СЛ	Температура Г, К
ND	со о	00 о	о	о	Общее давление р, МПа
1	1	1	263,7	1	Энтальпия природ- ного газа i, кДж/кг
0,783 0,107 0,036 0,074	1111	1	1	1 0,656 ; 0,012 0,33	Концентрация в па- ровой фазе рр моль/моль
1111	ООО 1 gbs о	0,82 0,134 0,046	1	1111	Концентрация в жидкой фазе Хр моль/моль
0,094 0,013 0,0043 0,009	рр nd 1 мой 00 •—	24,9 0,402 0,138		о о о g 1 S3 О »—to	Парциальное давле- ние pt>, МПа
1111	ooto I 00 00 4^ СЛ	рр nd 1 моо2 СЛ		Illi	Весовое количество компонента в жид- кой фазе G„. , кг
OOOW		1111		0,63 0,02 0,56	Весовое количество компонента в паро- вой фазе Gn , кг 111
с8ооё!2 КЗ Ф* со	576 20,5 198,8	360 —104,2		ND 1 ~СЛ СЛ ND — ~ 1 poo О ""Ч 4*	Энтальпия (при парциальном давле- нии) кДж/кг
Продолжение табл. 39
Продолжение табл. 39
Номер расчетной точки цикла (см. лист 178)	Компоненты	Температура Т, К	Общее давление р, МПа	Энтальпия природ- ного газа Z, кДж/кг	Концентрация в па- ровой фазе Ур моль/моль	Концентрация в жидкой фазе моль/моль	Парциальное давле- ние Рр МПа	Весовое количество компонента в жид- кой фазе О_ , кг	Весовое количество компонента в паро- вой фазе С?п , кг	Энтальпия (при парциальном давле- нии) /р кДж/кг
28	сн4	300	4,0	874,8	—	—		—	—	—
16	сн4 сл СзН8 N,	238	3,0	—	—	0,092 0,078 0,83	0,276 0,234 2,49	0,497 0,742 12,33	—	774,0 573,8 334,9
18	сн4 СЛ С3Н8 N,	300	3,0	—		0,092 0,078 0,83	0,276 0,234 2,49	0,497 0,742 12,33	—	910,8 665,6 486,9
27	сн4 С2Н4 СзН8 Na	300	3,0	0,497	0,497 0,141 0,332 0,03	—	1,491 0,423 0,996 0,09	—	5,26 2,62 9,67 0,56	892,9 666,9 821,8 456,3
20	сн4 с,н4 С3Н8 N,	295	3,0	0,5	0,36 0,12 0,5 0,02	—	10,8 0,36 1,5 0,06	1111	5,76 3,36 22 0,56	885,6 659,3 476,0 452,0
21	С Ни СгН4 СзН8 n2	295	0,1	—	0,36 0,12 0,5 0,02	—	0,036 0,012 0,05 0,002	—	5,76 3,36 22 0,56	900,0 661,4 852,3 452
Примечание. Значения энтальпий взяты из i — 1gр-диаграмм, помещенных в гл. II.
ж)	Количество ожижаемого природного газа
G Qo 939,4
°СН< “ <7сн4 “ 166’36 “ 5’68
2.	Теплообменник 6:
а)	Тепловая нагрузка при охлаждении природного газа
?сн< =	— i9 = 709,24 — 263,7 =? 445,5 кДж.
б)	Тепловая нагрузка при охлаждении жидкой смеси состава точки 13
4
qx = S —	= 3,3-60-1,8964-2,6.60.1,81 4-2,2.60-9,25 = 1890,8 кДж.
1=1
в)	Тепловая нагрузка при конденсации газовой смеси состава точки 26
= S Gi,t — S (°1,‘<, + Gi,th№) =
, /=1	1=1
= (3,37-738 4- 0,8-573,5 4- 0,42-757,3 4- 0,56-385) — (2,74.576-|- 0,63-594 -|-
4- 0,785-20,5 4- 0,02*498 4- 0,42-198,84- 0,56-316) = 1240,6 кДж.
261
г)	Тепловая нагрузка при кипении смеси состава точки И
4	4
qQ = S Giti *1», ~ S iiti = (1,896-770,3 + 1,81 -570 + 9,25-751,4) —
1=1	4=1
-(1,896-623,7 + 1,81-19 + 9,25-198,4) = 6390,68 кДж.
д)	Тепловая нагрузка по обратному потоку
1—4
%. П = S СП r2s) Gi^ = 2,16-60.3,37 + 1,14.60.0,8 +
+ 1.63-60 0,42+ 1,09.60.0,56 = 578,8 кДж.
е)	Баланс по холоду
Qo — too + п) (<7ж “Ь *7к) — 6969,5 — 3131,5 — 3838 кДж.
. Количество ожижаемого природного газа
GCH =—^s- = -^V=8'6Kr-
С ‘	<7сн4	445-5
3.	Теплообменник 8:
а) Тепловая нагрузка по природному газу
<7СН< ~ Ч = 263>7 — 36 = 227,7 кДж/кг.
б)	Тепловая нагрузка по жидкой смеси состава точки 8
4
<7ж= S Ср^Т» —T,)GZ8 = 3,3-58.2,74 + 2.6-58 0,785 + 2,2-0,426-58=699,47 кДж.
Г=1
в)	Тепловая нагрузка при конденсации газовой, смеси состава точки 25
4	4
= X G, 1£ — У G£ i£ =
К	*25 *25	*5 *5
= (0,628-594 + 0,02-498 + 0,56-316) — (0,628-32,4 — 0,02-104 + 0,56-244,3) =
= 404,2 кДж.,
г)	Тепловая нагрузка при кипении смеси состава точки б;
?о = S. Gijl23 ~~ 2, Gi*ie “
1=1	i=l
= (2,74-642,6 + 0,785-495 + 0,42-184) — (2,74-36 + 0,785-104,2) = 2211 кДж.
д)	Тепловая нагрузка по обратному потоку
4
?о. п = У 23 — Тм) Gt =
f=l	24
= 2,16-53-0,628+ 1,34-53-0,02+ 1,09-53-0,56 = 105,6 кДж.
е)	Баланс по холоду
Qo = too + <7о. п) - (<7ж + <7к) = 2316,57 — 1103,67 = 1212,9 кДж.
ж)	Количество ожижаемого природного газа
0гн = —= 5,326 кг.
СН‘ ?сн4
4.	Теплообменник 9:
а)	Тепловая нагрузка по природному газу
= ц — 1г = 36 + 25,2 = 61,2 кДж/кг.
б)	Тепловая нагрузка по жидкости состава точки 5
з
«ч J}. ср£ (^5 — Гг) =
#=3,3-20-0,628 + 2,6-20-0^02 +.2,4-20-0,56 = 69,6 кДж,
262
в)	Тепловая нагрузка по кипению
з	з
<7о = 2	— 2	=
/=1	1=1
= (0,628-518,4 — 0,02-126,7 4- 0,56-251) —
— (0,628-32,4 — 0,02-152,7 + 0,56-75,4) = 444,9 кДж.
г)	Баланс по холоду
Qo = q0 — qx = 444,9 — 69,6 — 375,0 кДж.
д)	Количество ожижаемого природного газа
GrH =—2»_ =6,13 кг.
СН‘
Поскольку очевидно, что количество ожижаемого природного газа, проходящего через
всю установку, одно и то же, то добиваемся близких значений всех четырех GCH , под-
бирая новый состав исходной смеси, и повторяем расчет. Для дальнейшего расчета опре-
деляем среднеарифметическое значение
„ср 5,68 + 8,6 + 5,326 + 6,133 с
(jgH, = —111! ----------------------= 6,435 кг.
V. Определение удельного расхода энергии.
1.	Количество холодильной смеси, сжимаемой в компрессоре, на 1 кг ожижаемого
природного газа
4
где Miyi —
i=i
2
W =	--= 4,9 кг,
^сн4
молекулярная масса исходной смеси.
2,3037?см7'Ig р2/р1Г
427-860т)из
0,57 кВт-ч/кг,
W *]из = 0,65 — изотермический к. п. д. компрессора;
= 3,0 МПа;
Т = 300 К;
рх= 0,1 МПа.
Расход энергии на 1 м3 ожижаемого природного газа 0,405 кВт-ч.
Установка с внутренним каскадным циклом
и очисткой от азота
В природном газе некоторых месторождений содержание азота дости-
гает 10—15%. Поэтому вместе с ожижением такого природного газа необ-
ходимо освободить его от негорючих составляющих. Этому условию удов-
летворяет схема установки фирмы «Мессер Грисхейм» (ФРГ), представлен-
ная на листе 179.
Природный газ из магистрального трубопровода с давлением около
3 МПа очищается в адсорберах 1 от водяного пара и двуокиси углерода
и сжимается в компрессоре 2 до давления 4 МПа. Сжатый природный и цир-
кулирующий газы охлаждаются в первом (по ходу газа) теплообменнике
3—1 в результате нагрева циркулирующего газа, азота и испарения тяже-
лых углеводородов. После охлаждения жидкая фракция C3HS отделяется
от газа в первом (по ходу газа) отделителе 4, дросселируется до давления
в магистральном газопроводе, испаряется в теплообменнике 3—1 й снова
сжимается в компрессоре 2.
Газ из верхнего сепаратора охлаждается циркулирующими фрак-
циями. и азотрм в,теплообменнике 3—2, в результате чего конденсируется
этилен, который отделяется от газа во втором сверху отделителе 4 и.затем
263
переохлаждается в теплообменниках 3—3 и 3—4 и дросселируется до дав-
ления, близкого к атмосферному, испаряется и нагревается в теплообмен-
никах 3 и снова сжимается в компрессоре 1. Газ из второго сверху отдели-
теля 4 охлаждается в третьем сверху теплообменнике 3—3, в результате
конденсируется метан, который переохлаждается в теплообменнике 3—4
и змеевике азотно-метановой колонны 5. Жидкий метан дросселируется
до давления, близкого атмосферному, и орошает колонну 5.
Газообразная смесь метана и азота из нижнего отделителя 4 конден-
сируется в змеевике колонны 5, переохлаждается в азотном переохла-
дителе 6, дросселируется и орошает колонну. В результате сверху из ко-
лонны выходит азот, который нагревается в теплообменниках 3, очищает
насадку адсорберов 1 и отводится в атмосферу. Снизу из колонны 5 жидкий
метан частично выводится в циркуляционный холодильный цикл, а боль-
шая часть после дросселирования направляется в хранилище 13. Из хра-
нилища газообразный метан, сжатый компрессором 7, возвращается в цикл.
В предыдущей схеме ме-
тан сжижается в отдельных
секциях теплообменников; в
данной схеме метан, поступа-
ющий на ожижение, смеши-
вается с циркулирующими
газами холодильного цикла,
а именно: с метаном, этиле-
ном и пропаном, что еще
более упрощает схему сжи-
жения природного газа.
Установка, работающая по
циклу с многоступенчатым
расширением азота
в турбодетандерах
Схема установки, разра-
ботанная в МИХМе, приве-
дена на рис. 147.
Природный газ, свобод-
ный от бензиновых фракций,
при давлении 4 МПа посту-
пает в компрессор 7, сжи-
мается до давления 10—
15 МПа и охлаждается в
теплообменниках 1, 2, 3 с
помощью азотного холодиль-
ного цикла, принцип работы
которого сводится к следу-
ющему. Азот, сжатый, в ком-
прессоре 8 до 0,6 МПа, делится на два потока. Поток (б + в -|- д) посту-
пает последовательно в теплообменники 4, 5, поток (а +е)> расширяется
в детандере 9. После детандера азот с давлением р = 0,11 МПа, и темпера-
турой Т = 201 К делится на две части. Поток а охлаждает азот высокого
давления, а поток е охлаждает природный газ в теплообменнике 1.
После охлаждения потока азота с давлением 0,6 МПа в теплообменни-
ках 4 и 5 часть азота в количестве (б + в) расширяется в детандере 10 до
р =0,12 МПа и при этом охлаждается до Т = 143 К. Поток в направ-
ляется в теплообменник 6 для охлаждения прямого потока, а поток б —
для охлаждения природного газа в теплообменник 2.
Оставшийся азот высокого давления (поток д), охлажденный до Т =
= 148 К, расширяется в детандере 11 до 0,13 МПа и Т = 100 К и подается
264
в теплообменник 3 природного газа. Потоки а, в, охлаждающие азот, и
потоки б, д и е, охлаждающие природный газ в теплообменниках 1, 2 и 3,
смешиваются в точке 9, проходят теплообменник 4 и поступают на сжатие
в компрессор 8.
Природный газ, охлажденный до Т = 105 К, дросселируется с р =
= 15 МПа до атмосферного давления в сборник 12.
Пример расчета схемы
ожижения природного
газа на основе азотного
холодильного цикла с
многоступенчатым рас-
ширением в детандерах
(см. рис. 147).
Минимальная температура охлаждения
природного газа высокого давления 15 МПа
выбирается равной Тп = 105 К из условия
получения после дросселирования р =
= 0,1 МПа чистой жидкости. Принимаем ве-
личину недорекуперации на холодном конце
теплообменников 5, 4, 5, 6 равной АТ=5 К.
Тогда Тв = 100 К. Параметры точек азот-
ного холодильного цикла определяем тем же
методом, что и для воздухоразделительных
установок с таким циклом (см. главу III).
При этом адиабатический к. п. д. детандеров
принимаем равным = 0,85. Температуры
точек 10' и 10" определяем из условия обеспе-
чения положительной разности температур
между потоками в теплообменниках /, 2, 5,
которая выявляется при построении диа-
граммы энтальпия — температура (рис. 148).
Расчет схемы ведем на 1 кг природного
газа; природный газ условно принят за чи-
стый метан. Параметры потоков в точках схе-
мы получены с помощью Т—S-диаграммы для
азота и i—1g р-диаграммы для метана и при-
ведены в табл. 40.
—L———1———1--------1_____i____L_,
100	150 ZOO 250 ЗОО 350
Температура Г, К
Рис. 148. Диаграмма энтальпия—темпе-
ратура для теплообменников /, J2 и 3
(к - расчету цикла с многоступенчатым
расширением азота в детандерах).
Материальные потоки определяем из тепловых балансов теплообменников.
Теплоойменнйк 5:
*10~'hi
*5 — *6
146,5 — 9
147—102,6
— 3,08 кг/кг.
д
Теплообменник 2:
(Йо -Йо)-- d(it- it) _ (364 - 146,5) -3,08 (206,4 - 147)
й~ й	206,4— 147	-и,ОТ кг/кг.
Теплообменник Г.
_ (Йо — Йо) — (б + д) (й ~ й) _ (778,6 — 364) — (3,08 + 0,59) X (299,3 — 206,4)
й —й	(299,3 — 206,4)
= 0,79 кг/кг.
Таблица 40
Точка	т * к	р. МПа	i, кДж/кг	Точка	т к	р, МПа	£, кДж/кг
1 ’	300	0,6	310,7	7	295	0,1	306,7
Г -	293	0,6	303,5	8	201	0,1	206,4
2	205,6	0,6	211,0	9	288	0,1	299,3
3	148	0,6	148,3	10	303	15,0	778,6
4	201	0,1	206,4	10'	206	15,0	364,0
5	143	0,12	147,0	.10* .	Л 48	15,0	146,5
6	.100	0,13	102,6	11	105	15,0	9,0
265
Теплообменник 6:
в =
dQ2 —b) _ 3,08(211 — 148,3) _
ц — 1Ъ	206,4—147	”3,2 КГ/КГ*
Теплообменник 5:
а =	4~ g + д) — в
_ (0,59 4- 3,20 4- 3,08) (303,5 — 211) — 3,20 (299,3 — 206,4) __
“	299,3 — 206,4	— 3,Ь4 кг/кг.
Теплообменник 4:
(б 4- в 4- д) (ц — iir) + (а 4- в + б 4- е + д) 1*9
= —---------------:---:—z—:-:—=:-------------—
_ (0,59 4- 3,2 4- 3,08) (310,7 — 303,5) 4- (3,64 4- 3,2 4- 0,59 + 0,79 + 3,08) 299,3
3,64 4- 3,2 4- 0,59 4- 0,79 4- 3,08
= 306,7 кДж/кг.
Т7 = 295 К
Суммарное количество азота, поступающего на сжатие:
GNf = а 4- б 4- в 4- д 4- е = 3,64 4- 0,59 4- 3,26 + 0,79 + 3,08 = 11,36 кг/кг.
2.	Работа изотермического сжатия азота
2,303-RT*GN
L*3 =-------QftHnnnl’	= °>72 кВт.ч/кг,
360000т)из
где R— удельная газовая постоянная, Дж/(кг*К);
Т — температура конца сжатия; Т = 300 К;
рх— начальное давление; рх — 0,1 МПа;
р2 — конечное давление сжатия; р2 = 0,6 МПа;
Лиз— изотермический к. п. д. компрессора, равный 0,7.
.	2,303-8,31 • 102-300-11,36-0,778	Л	,
L"’ =----------28-360000-0,7------------0,72 КВТ‘Ч/КГ-
3.	Работа, затрачиваемая на дожатие сетевого природного газа с давления 4 МПа
до давления 15 МПа
,	2,303-8,31 • 102-303-0,574 Л ЛОО о ,
Ьдож— 16-360 000-0,7	0,082 кВтч/кг-
4.	Работа адиабатического расширения в детандерах
г _ (а 4- е) (ц —	4-Че 4- б) (ч — * 1б) + д (i3 — ie)
------------------------860
(3,64 4- 0,79) (310,7 — 206,4) 4- (3,2 + 0,59) (211 -- 147) 4- 3,08 (148,3 — 102,6)
860
= 0,2359 кВт-ч/кг.
5. Удельный расход энергии на ожижение природного газа
£ = ^из 4" ^дож
L — 0,72 + 0,082 — 0,2359 = 0,566 кВт-ч/кг, или 0,4 кВт-ч/м3.
В настоящее время, помимо изложенных, разработаны новые способы
ожижения природного газа, которые позволяют сократить расход энергии
в 1,3—1,4 раза и сделать менее сложным действующее оборудование.
Глава VII
УСТАНОВКИ ДЛЯ ОЖИЖЕНИЯ ВОДОРОДА
И ПОЛУЧЕНИЯ ДЕЙТЕРИЯ И ТЯЖЕЛОЙ ВОДЫ.
ГЕЛИЕВЫЕ ОЖИЖИТЕЛЬНЫЕ И РЕФРИЖЕРАТОРНЫЕ
УСТАНОВКИ
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ УСТАНОВОК
ДЛЯ ОЖИЖЕНИЯ ВОДОРОДА
Эти установки предназначены для получения жидкого водорода.
Различают три изотопа и следующие молекулярные модификации водорода: нор-
мальный водород На; тяжелый водород — дейтерий Da; очень редкий радиоактивный изо-
топ водорода — тритий Та; дейтерий-водород HD; модификация нормального водорода
с параллельной ориентацией спинов (ортоводород О—На) и модификация его с антипа-
раллельной ориентацией спинов (параводород Р—На).
Рис. 149. Зависимость концентрации параводорода и теплоты конверсии от
температуры.'
Технический водород представляет собой смесь изотопов, состоящую из 99,984%
водорода На (атомная масса 1), 0,016% дейтерия (атомная масса 2) и трития (атомная
масса 3), который содержится в ничтожных количествах. При температуре 300 К водород
состоит примерно из 75% орто- и 25% параводорода.
Понижение температуры до 200 К не влияет на изменение концентрации орто- и пара-
модификаций, в то время как при температурах ниже 200 К состав смеси существенно изме-
няется. При температуре 20,4 К ортоводород почти целиком переходит в параводород,
содержание которого достигает 99,79%, и между модификациями водорода устанавли-
вается равновесие.
При охлаждении и ожижении ортоводорода выделяется значительное количество
теплоты превращения (конверсии) ортомодификации водорода в параводород. В газовой
фазе реакции превращения орто- в параводород протекает только в присутствии катали-
затора, а в жидкой фазе — без катализатора, хотя и медленно. Это означает, что жидкий
ортоводород постепенно может самопроизвольно перейти в параводород с выделением
теплоты конверсии и по этой причине превратиться в газ.
Чтобы при ожижении иметь максимум парамодификации водорода, необходимо,
начиная с температуры 200 К, еще в газовой фазе превращать ортомодификацию в пара-
модификацию на всех температурных уровнях.
Зависимость концентрации параводорода в. смеси и теплоты конверсии от темпера-
туры представлена на рис. 149.
Диаграммы Т—S и 7—S вязкости, теплопроводности для орто- и параводорода пред-
ставлены в главе II*.
267
ЛАБОРАТОРНЫЕ УСТАНОВКИ МАЛОЙ ПРОИЗВОДИТЕЛЬНОСТИ
Эти установки предназначены для получения жидкого водорода в ко-
личестве от 3 до 20 л/ч. Технологические схемы установок базируются на
холодильных циклах в основном высокого давления от 5 до 15 МПа:
каскадном (азот—водород); сдетандером и предварительным охлаждением
жидким азотом.
Установка ВОС-3
Установка ВОС-3 предназначена для получения жидкого водорода
в количестве 8—9 л/ч. Технологическая схема установки изображена на ли-
сте 180. Эта установка работает по циклу с дросселированием и предвари-
тельным азотным охлаждением.
Газообразный водород после газгольдера 1 сжимается в компрессоре
2 до давления 15 МПа, очищается в маслоотделителе 10 от капельного
масла и от паров масла в адсорбере 9, заполненном активированным углем.
Далее очищенный сжатый водород направляется в блок ожижения водо-
рода 4, где охлаждается вначале в теплообменнике, а затем в ванне с жид-
ким азотом и снова в теплообменнике. После охлаждения водород дроссе-
лируется; в результате дросселирования образуется около 12—15% жид-
кости. Пар поступает в теплообменники в противоток сжатому водороду,
охлаждает его и направляется снова в компрессор 2.
Жидкий водород из сборника сливается в сосуд Дьюара 6. Для охла-
ждения сжатого водорода жидкий азот поступает в ванну из сосуда Дью-
ара 3 и испаряется под давлением 0,03 МПа. Для компенсации выводимого
из цикла водорода во всасывающую линию компрессора из баллонов 19
подается нужное количество очищенного газообразного водорода.
Водород очищается в блоке, который состоит из силикагелевого осу-
шителя 15 и адсорбера 16, заполненного активированным углем. Оба аппа-
рата погружены в ванну с кипящим жидким азотом. Вследствие понижен-
ной температуры адсорбентов водород осушается и очищается от СО2, СО,
СН4, N2h других примесей достаточноэффективно. Регенерацию адсорберов
производят путем подогрева силикагеля и активированного угля до тем-
пературы 100° С и откачкой испарившихся примесей вакуум-насосом 17.
Установка ВОС-3 расходует 35—40 кВт-ч энергии на 1 кг жидкого
водорода. Оборудованная дополнительно конверторами установка ВОС-3
может производить и жидкий параводород; при этом производительность
установки понижается на 40 %.	<
*
Установка ВО-2
Технологическая схема установки, показанная на листе 181, бази-
руется на цикле с дросселированием и предварительным азотным охлажде-
нием.
Технический водород проходит блок осушки от водяного пара и очи-
стки от компонентов воздуха, а также от углеводородов, состоящий из
двух осушителей 1 и двух адсорберов 2, работающих попеременно. Осу-
шитель 1 заполнен алюмогелем. Период непрерывной работы аппарата
12 ч, после чего он переключается на регенерацию. Водород из осушителя 1
поступает на очистку в один из адсорберов 2, заполненных активирован-
ным углем и погруженных в ванну с испаряющимся жидким азотом.
Десорбцию осушителя 1 и адсорбера 2 производят подогретым до темпера-
туры 120° С азотом.
Очищенный и осушенный водород в количестве 720 м8/ч сжимается
до давления 12,5 МПа д охлаждается в блоке предварительного охлажде-
ния 8, состоящем из теплообменника и ванны с жидким азотом. Далее
268
сжатый и охлажденный водород дополнительно охлаждается в вакуумной
ванне 9—2 с жидким азотом до температуры 65 К в теплообменнике 9—3 и
дросселируется в сборник 9—4, а затем выходит как конечный продукт.
Расход энергии в установке — 25—30 кВт-ч на 1 кг жидкого водорода.
Установка для ожижения водорода
с трехступенчатой конверсией
Установка может работать в двух режимах: по циклу с дросселем и по
циклу с поршневым детандером. В зависимости от этого производитель-
ность установки составляет 11,2 кг/ч жидкого параводорода в первом ре-
жиме и 16,5 кг/ч (250 л/ч) во втором. В установке осуществляется трехсту-
пенчатая конверсия и последовательное охлаждение водорода жидким азо-
том, кипящим при давлении 0,1 МПа и под вакуумом.
Технологическая схема установки изображена на листе 182.
Основное технологическое оборудование установки скомпоновано в от-
дельные блоки, состоящие из тепло-, или массообменной аппаратуры с со-
ответствующей запорной, регулирующей и предохранительной арматурой
и системой внутренних коммуникаций (на листе 182 отдельные блоки обве-
дены по контуру пунктирными линиями).
Газообразный водород, поступающий из газгольдера, сжимается порш-
невым водородным компрессором до рабочего давления 15 МПа и после
холодильника и влагоотделителя направляется в блок очистки от масла 1.
В этом блоке сжатый водород очищается от масла, уносимого из компрес-
сора. В первом аппарате блока капли масла отделяются от газового потока,
во втором пары масла поглощаются активированным углем. После каж-
дого аппарата блока установлен фильтр.
Очищенный от масла сжатый водород направляется в блок каталити-
ческой очистки его от кислорода 2. Блок каталитической очистки состоит
из электроподогревателя с масляной ванной, рекуперативного теплообмен-
ника, реактора с никелевым катализатором, водяного холодильника и вла-
гоотделителя. Сжатый водород, поступающий на очистку от кислорода,
проходит секцию прямого потока рекуперативного теплообменника,
нагревается в результате теплообмена с газом, выходящим из реактора,
далее подогревается в электроподогревателе и направляется в реактор,
заполненный катализатором. В реакторе с применением никелевого ката-
лизатора при температуре 300° С происходит связывание кислорода с водо-
родом в воду. Из реактора газообразный водород с примесью водяных па-
ров направляется в секцию обратного потока рекуперативного теплообмен-
ника и затем в водяной холодильник. Сконденсированная капельная влага
отделяется от водорода во влагоотделителе.
Из блока каталитической очистки водород направляется в блок осушки
3, состоящий из двух попеременно работающих баллонов, заполненных
цеолитом. Осушенный водород проходит через керамический фильтр, где
улавливаются пыль цеолита и другие механические примеси. Регенерация
цеолита блока осушки производится частью сжатого осушенного и очищен-
ного потока водорода, предварительно прошедшей через электроподогре-
ватель блока осушки 10 с нагревом в нем до 400° С.
Для очистки водорода от примесей азота и следов кислорода в схеме
данной установки предусмотрен блок тонкой низкотемпературной очи-
стки 4. Блок тонкой очистки состоит из двух переключающихся теплооб-
менников и адсорберов, помещенных в сосуды Дьюара с. жидким азотом.
В качестве сорбента используется активированный уголь. Регенерация
сорбента производится продувкой через слой угля чистого водорода, отби-
раемого от потока, направляемого в блок ожижения. Подключение блока
тонкой очистки планируется в случае продолжительной работы ожижи-
теля, когда становится уже реальной опасность забивки теплообменной
аппаратуры и арматуры ожижителя кристаллами азота, а также в случае
269
обеспечения длительной работы конверторов для исключения вероятности
отравления катализатора примесями азота. Осушенный и очищенный
водород поступает в блок ожижения 5. Конструкция блока ожижения по-
показана на листах 184 и 185. Технологическая схема блока представлена
на листе 183. В блоке ожижения (см. лист 183) сжатый водород двумя пото-
ками проходит основную и азотную секции предварительного теплообмен-
ника /, где охлаждается обратными потоками водорода и азота до темпера-
туры 113 К и направляется в теплообменник азотной ванны 3, охлаждае-
мый жидким азотом, кипящим при давлении 0,12 МПа. В азотной ванне 2
поток водорода высокого давления разделяется на поток продукционного
параводорода и нормального водорода. Конвертор первой ступени 4, уста-
новленный в азотной ванне, позволяет довести концентрацию продукцион-
ной части по параводороду до 47%. В качестве катализатора примене-
на гидроокись железа. В азотной ванне прямой поток охлаждается
до 81 К.
Пройдя промежуточный теплообменник 5 и охладившись до 72 К,
водород поступает в теплообменник 7 ванны жидкого кипящего под вакуу-
мом азота 6, что позволяет снизить температуру прямого потока до 67 К
при поддержании давления в ванне на уровне не выше 0,02 МПа. Из азот-
ной ванны водород направляется в детандерный теплообменник S, где охла-
ждается до 25,3 К. Часть потока нормального водорода (в количестве до
43%) отводится в детандер, расширяется в нем до давления 1 МПа, проходит
детандерный фильтр, дросселируется и возвращается в блок ожижения,
где смешивается с парами водорода, и поступает обратным потоком в де-
тандерный теплообменник.
При работе установки в дроссельном режиме детандер отключается.
В этом случае прямой поток водорода в детандерном теплообменнике
охлаждается исключительно холодом паров, уходящих из сборников
нормального водорода 9 и параводорода 12.
Поток нормального водорода после детандерного теплообменника
дросселируется до давления 0,13 МПа, в значительной степени ожижается
и скапливается в межтрубном пространстве конденсатора 11. являющегося
сборником нормального водорода 9. Поток параводорода высокого давле-
ния дросселируется до 0,3 МПа и попадает в конвертор 10 второй ступени
конверсии, который расположен в сборнике нормального водорода и
также заполнен катализатором, изготовленным на основе гидроокиси
железа, В конверторе содержание параводорода повышается до 98—99%.
При выделении теплоты конверсии часть жидкого параводорода прев-
ращается в пар, который вновь конденсируется в конденсаторе 1 в ре-
зультате испарения части жрдкого нормального водорода.
Нормальный водород кипит в межтрубном пространстве конденсатора
при давлении 0,13 МПа. Давление конденсируемого потока параводорода
поддерживается на уровне 0,3 МПа, при этом создается температурный
напор в 3,6 К. Поток параводорода после конденсатора дросселируется
до давления 0,13 МПа и направляется в сборник параводорода 12 (см.
рис. 183). Жидкий параводород передавливается по криогенному трубо-
проводу в емкость жидкого водорода.
Обратный поток газообразного нормального водорода смешивается
с потоком, выходящим из детандера, проходит секции обратного потока
теплообменников и направляется из блока ожижения в линию всасыва-
ния водородного компрессора, связанную для пополнения с газголь-
дером.
В блоки ожижения водорода и тонкой очистки водорода жидкий азот
заливают по соответствующим трубопроводам из хранилища жидкого
азота либо из блока обратной конденсации паров азота. Пары азота из
вакуумной азотной ванны откачиваются вакуум-насосами 9 (см. лист 182)
через электродвигатель 7 и выбрасываются в трубу сброса 12.
270
ПРОМЫШЛЕННЫЕ УСТАНОВКИ БОЛЬШОЙ ПРОИЗВОДИТЕЛЬНОСТИ
Промышленные установки для ожижения водорода позволяют полу-
чать жидкий параводЪрод в количестве свыше 100 кг/ч. В настоящее время
производительность наиболее крупных агрегатов достигает 5—6 т/ч.
В условиях возрастания производительности установок для ожиже-
ния водорода особо важным становится уменьшение расхода энергии на
ожижение водорода и отвод теплоты конверсии. В связи с этим необходимо
использовать в схемах установок наиболее совершенные холодильные
циклы. Крупные промышленные установки работают в основном по циклу
среднего давления с детандерами и предварительным азотным охлажде-
нием.
В процессе проектирования промышленных установок для ожижения
водорода необходимо тщательно рассчитать процесс превращения ортово-
дорода в параводород; конверсия должна происходить, начиная с 200 К,
на различных температурных уровнях, причем, чем больше ступеней пре-
вращения, тем совершеннее в термодинамическом отношении способ ожи-
жения.
В промышленных установках применяют два типа конверторов. Из них
наиболее простой так называемый адиабатный конвертор без охлаждения,
в котором теплота конверсии повышает температуру водорода. В изотер-
мическом конверторе с постоянным отводом теплоты конверсии катализа-
тор охлаждается жидким азотом и водородом. Современные промышленные
установки выпускают жидкость с содержанием 95^98% параводорода.
При создании крупных установок большое внимание уделяется очи-
стке ожижаемого водорода от примесей. Предварительная очистка отСО2,
осушка не затруднительны. Окончательная очистка от метана, окиси угле-
рода и азота производится адсорбцией при температурах ниже 80 К.
В этом случае используются распространенные адсорбенты в виде активи-
рованного угля, алюмогеля, силикагеля и др. Очистка от кислорода
должна быть очень тщательно проведена до ожижения водорода, а ничтож-
ное количество гелия, поступающего в систему с природным газом, уда-
ляется в ректификационной колонне при окончательном ожижении.
Для всех применяемых в настоящее время крупных установок для
ожижения водорода характерно разделение потоков водорода на ожи-
жаемый и циркуляционный. Ожижаемый (продукционный) поток охла-
ждается, ожижается, подвергается конверсии; циркуляционный (холо-
дильный) поток служит для производства холода. Это позволяет тщательно
очищать от примесей лишь ожижаемый поток и, кроме того, облегчает
проведение многоступенчатой конверсии.
Установка фирмы «Эйр Продакте» (США)
Производительность этой установки по жидкому параводороду от 3
до 30 т в сутки. Технологическая схема установки базируется на цикле
среднего давления с турбодетандером и предварительным охлаждением
жидким азотом, который испаряется при атмосферном давлении и под
вакуумом. Сжатый вбдород разделяется на два потока: ожижаемый и цир-
куляционный (холодопроизводящий).
В установке ортоводород подвергается пятиступенчатой конверсии
при температурах от 95 до 21 К.
Технологическая схема установки изображена на листе 186.
Водород, подлежащий ожижению, сжимается до давления 10 МПа
и охлаждается в предварительном фреоновом теплообменнике 3 до темпе-
ратуры 5° С и далее поступает на осушку от Н2О в адсорберы 1, заполнен-
ные алюмогелем. Далее газ охлаждается циркулирующим водородом до
100 К в теплообменнике 2, очищается от СН4, СО, аргона и N2 в адсорбе-
рах 20, заполненных активированным углем. После адсорберов очищенный
газ дополнительно охлаждается в фреоновом теплообменнике 2 и испари-
271
теле 19, жидким азотом, испаряющимся при давлении 0,1 МПа. Охлажден-
ный до 80 К водород подвергается конверсии в конверторе 15 в двух после-
довательно расположенных емкостях, заполненных катализатором. Затем
водород проходит теплообменник 18, где охлаждается циркулирующим
водородом, и далее поступает на охлаждение в ванну с жидким азотом 17,
в которой азот, испаряясь при давлении 0,014 МПа, охлаждает водород
до 65 К- После этого водород проходит два последовательно расположен-
ных конвертора 15; далее охлаждается в теплообменнике 6 циркулирую-
щим водородом и поступает на конверсию при температуре 55—63 К.
После конвертора водород охлаждается в теплообменнике 16, далее посту-
пает в конвертор 15 уже при температуре около 45 К.
После конвертора 15 водород охлаждается в теплообменниках 16 и 12,
проходит ванну с жидким водородом 13, где последний испаряется при
давлении р = 0,7 МПа и охлаждает водород до 35—40 К. При этих темпе-
ратурах происходит дополнительная конверсия водорода в конверторах 15,
а далее он поступает в водородную ванну 14, где жидкий водород испа-
ряется при 0,15 МПа. Дополнительно охлажденный в ванне 14 жидкий
водород проходит окончательную конверсию (до 98% параводорода) в кон-
верторе 15, снова охлаждается в водородной ванне 14 и выходит как конеч-
ный продукт.
Циркуляционный водород сжимается до 0,8 МПа в компрессоре,
после которого охлаждается в теплообменниках 4 и 5, в азотной ванне 17,
теплообменнике 7, соединяется с водородом, поступающим из ванны 13,
далее смесь подогревается в теплообменниках 10 и 8 и расширяется от
давления 0,7 МПа до давления 0,15 МПа в турбодетандере 9. Температура
водорода на выходе из турбодетандера около 35 К.
Газообразный водород из ванны 14 жидкого водорода соединяется с га-
зом, который направляется из танков для хранения жидкого параводо-
рода, подогревается в теплообменниках 12, соединяется с водородом, по-
ступающим из турбодетандера 9, и охлаждает ожижаемый водород в тепло-
обменниках 8, 16, 6, 7, 18, 2 и 5.
Для получения жидкого водорода, испаряющегося в ваннах 13 и 14,
предусмотрено сжатие ортоводорода до высокого давления (10 МПа).
Ортоводород охлаждается в предварительном теплообменнике 4 и далее
в теплообменниках 2, 19, 18, 17, 6, 5 и 10, после чего дросселируется в
в ванну 13 до давления 0,7 МПа; образующийся при этом пар направляется
на расширение в турбодетандер 9, а жидкость после частичного испарения
дросселируется во вторую водородную ванну 14. Таким образом замыкается
цикл производства жидкого параводорода.
Установка для ожижения водорода
с конденсацией примесей углеводородов
Эта установка предназначена для получения жидкого параводорода.
Технологическая схема установки изображена на листе 187. В схеме пре-
дусмотрены цикл ожижения и циркуляционный цикл, которые работают
независимо один от другого. Трехступенчатая конверсия ортоводорода
в параводород осуществляется при температурах 65; 35—40 и 25 К.
Особенности установки обусловлены наличием примесей углеводоро-
дов и гелия в исходном водороде.
В циркуляционном цикле для получения холода используется Двух-
ступенчатое расширение газа в турбодетандерах.
Сжатый водород, предназначенный для ожижения, охлаждается в теп-
лообменнике 1 газообразным азотом под вакуумом и при атмосферном
давлении, а также путем испарения конденсата, примесей в исходном водо-
роде. Далее газ охлаждается в азотном испарителе 17, где азот испаряется
под атмосферным давлением. При этом конденсируются углеводороды.
На выходе из испарителя водород имеет температуру около 80 К, при кото-
272
рой сконденсированные компоненты отделяются в отделителе 2, а затем
направляются в теплообменник 1 и охлаждают сжатый водород.
Охлажденный сжатый водород очищается от СН4, СО, N2 и Аг в адсор-
бере 3, заполненном активированным углем. Очищенный и несколько подо-
гретый водород снова охлаждается в испарителе 5, где азот кипит под атмо-
сферным давлением. Температура потока понижается до 65 К в испарителе
азота под вакуумом 4, в который встроен конвертор первой ступени для
превращения ортоводорода в параводород. После испарителя 4 очищенный
и частично конвертированный водород направляется в ожижитель водо-
рода 6, где находится конвертор второй ступени. В ожижитель 6 направ-
ляется и сжатый водород циркуляционного цикла; оба потока сжатого
водорода охлаждаются циркуляционным водородом, поступающим из
турбодетандера 10, танка для хранения жидкости, переохладителя жид-
кого водорода 9 и ректификационной колонны 7.
Жидкий водород из ожижителя 6 поступает на разделение в колонну 7,
где вследствие значительной разности температур между водородом и ге-
лием из смеси испаряется гелий. В нижней части колонны жидкость подо-
гревается в змеевике, по которому проходит циркулирующий водород.
Сжиженный в змеевике циркулирующий водород дросселируется до атмо-
сферного давления и направляется для испарения в дефлегматор колонны 7
и переохладитель жидкого вбдорода 9. Часть жидкого водорода из змеевика
дросселируется в колонну 7.
Потоки газообразного водорода под атмосферным давлением из меж-
трубного пространства дефлегматора колонны 7, турбоДетандера 10, танка
жидкого водорода и переохладителя 9, смешиваясь, образуют поток, кото-
рый поступает в ожижитель водорода 6, охлаждает ожижаемый водород
и водород циркуляционного цикла. После подогрева в теплообменнике 6
смесь направляется в теплообменник циркуляционного цикла 15 и затем
снова сжимается в компрессоре 16. После циркуляционного компрессора
сжатый водород охлаждается в теплообменнике 15, проходит адсорбцион-
ную очистку в аппарате 14, охлаждается до 80 К испаряющимся под атмо-
сферным давлением азотом в аппарате 13. В азотной ванне 12 поток водо-
рода охлаждается до температуры 65 К, после чего расширяется в поршне-
вом детандере 11 и турбодетандере 10, понижая при этом температуру
до 25 К, затем смешивается, как указано выше, с водородом из танка и во-
дородом из переохладителя 9 и поступает на ожижение продукционного
и циркуляционного водорода в ожижитель 6.
Полученный в колонне 7 жидкий продукционный водород проходит
конвертор третьей ступени 8; в переохладителе 9 в результате испарения
жидкого водорода он превращается в конечный продукт (парамодификация)
и поступает в танк жидкого водорода. Таким образом замыкается цикл
ожижения нормального водорода с значительными примесями углеводо-
родов. Особенность схемы состоит в том, что ожижаемый водород очищают
путем конденсации примесей и адсорбции трудносжижаемых компонентов.
Циркуляционный цикл работает в основном на параводороде: в циркуля-
ционный цикл входит параводород из танка, и часть жидкости циркуля-
ционного цикла поступает в колонну 7 для разделения и последующей кон-
версии. Оба цикла включают охлаждение жидким азотом, что увеличивает
выход жидкого параводорода. Ввиду дополнительного расхода жидкого
азота на конденсацию значительного количества примесей расход энергии
на получение 1 кг жидкого параводорода составляет 20—22 кВт-ч.
Установка фирмы «Линде» (США)
Эта установка позволяет получать жидкий параводород с концентра-
цией 95% в количестве от 5 до 60 т в сутки. Технологическая схема цикла
изображена на листе 188.
В схеме предусмотрены продукционный и циркуляционный циклы.
18 И. П. Усюкин	273
Циркуляционный (холодильный) цикл работает по схеме с поршневым
детандером и предварительным охлаждением жидким азотом, кипящим
при атмосферном давлении и под вакуумом. Продукционный водород посту-
пает для сжатия в турбокомпрессор 2, в турбокомпрессоре 1 сжимается
циркуляционный водород. Сжатый водород делится на три приблизительно
равные части, которые направляются в соответствующие теплообменники
5, 4, 5, охлаждаемые различными теплоносителями: 3 — циркуляционным
водородом низкого давления и фреоном; 4 — азотом, кипящим под атмо-
сферным давлением; 5 — азотом, кипящим под вакуумом. Пройдя тепло-
обменники, потоки смешиваются при температуре около 90 К. Далее сжа-
тый водород охлаждается до 80 К в испарителе жидкого азота 14. После
испарителя поток поступает в теплообменник /2, где циркуляционный
водород понижает его температуру до 67 К. В адсорбере 13 с активирован-
ным углем адсорбируется СО, О2, N2, Аг и другие примеси. В вакуум-испа-
р ителе жидкого азота 10 температура сжатого водорода снижается до 65 К;
в этом же аппарате отводится теплота конверсии. Затем часть газа направ-
ляется в поршневой детандер 6, а остальной газ охлаждается в теплооб-
меннике-ожижителе 9, после которого делится на две части: одна из них
дросселируется в сборник-конвертор 7, содержащий слой катализатора,
другая — в межтрубное пространство конденсатора, где используется
как хладагент для ожижения паров водорода, образующихся в результате
выделения теплоты конверсии. Жидкий водород, проходя через слой ката-
лизатора, превращается в 95%-ный параводород, а далее поступает в танк
жидкого водорода 8 или транспортные цистерны. Пары водорода из храни-
лища смешиваются с водородом, который направляется из поршневого
детандера 6, и испаряющимся жидким водородом из межтрубного простран-
ства конденсатора поступают на теплообменник-ожижитель 9, далее в теп-
лообменники 12 и 3 и затем, замыкая цикл, снова на сжатие в компрес-
сор 1.
Расход энергии в установке 16—18 кВт-ч на 1 кг жидкого параводо-
рода.
Установка фирмы «Зульцер» (Швейцария)
Установка для ожижения водорода фирмы «Зульцер» позволяет полу-
чать жидкий параводород. Технологическая схема установки показана на
листе 189. Арабскими цифрами обозначены точки цикла; характеризующие
состоя ние водорода.
В установке предусмотрены два потока водорода: ожижаемый и цир-
куляционный. Ожижаемый водород подвергается пятиступенчатой кон-
версии.
Особенность холодильного (циркуляционного) цикла — применение
пятиступенчатого расширения водорода в турбодетандерах с низкой сте-
пенью расширения, установленных последовательно. Это позволяет отка-
заться от предварительного охлаждения жидким азотом (термодинамически
неэффективного), а следовательно, от громоздких поршневых компрессоров,
работающих при давлении около 10 МПа. Установка работает следующим
образом.
Газ из газгольдера /, предназначенный для ожижения, сжимается
компрессором II до давления 3 МПа, очищается от кислорода на катализа-
торе контактного аппарата III, проходит блок осушки VI и охлаждается
в двух по ходу газа теплообменниках V до температуры 170 К, после чего
поступает на очистку от тяжелых углеводородов в адсорбер VI. После
очистки в адсорбере сжатый водород охлаждается в четырех последова-
тельно расположенных теплообменниках до температуры порядка 75 К и
очищается от СО, N2 и других примесей в адсорбере VI. Охладившись
далее в двух последних теплообменниках до температуры примерно 40 К,
этот поток очищается снова от оставшихся примесей в следующем адсор-
бере VI и дросселируется до промежуточного давления 0,8 МПа в испари-
274
тель-конденсатор IX. В результате дросселирования образуется часть
жидкости, после подогрева в теплообменниках расширяется в турбодетан-
дере последней ступени XI.
Жидкость же из испарителя-конденсатора IX снова дросселируется
в теплообменник до давления, близкого к атмосферному и, испарившись,
направляется через все теплообменники в циркуляционный турбоком-
прессор XII. Сжатый до 1 МПа в циркуляционном турбокомпрессоре XII
водород проходит теплообменник V, расширяется с состояния 4 до состоя-
ния 5, понижая при этом свою температуру до 223 К. Далее проходит вто-
рой теплообменник V, где охлаждается до состояния 6, и расширяется во
втором турбодетандере от состояния 6 до состояния 7, понижая темпера-
туру до 156 К- Водород из состояния 7 охлаждается в третьем теплообмен-
нике V, расширяется в третьем турбодетандере от состояния 8 до состоя-
ния 9, после чего снова охлаждается до состояния 10 и разделяется на две
части: одна из них поступает на конверсию ортоводорода в параводород,
а другая часть — на расширение в турбодетандер XI (до состояния 11).
После теплообменника V эта часть водорода расширяется в турбодетандере
последней ступени с состояния 19 до состояния 20 и при температуре 36 К
соединяется с испарившимся ортоводородом и проходит через все тепло-
обменники на пути к турбокомпрессору XII.
Другая часть водорода в состоянии 10 поступает при температуре
около 65 К в конвертор первой ступени VIII, где в результате превраще-
ния ортоводорода в параводород нагревается до температуры состояния 12.
После конвертора первой ступени водород охлаждается в теплообмен-
нике V до состояния 13 и поступает на конверсию во вторую ступень;
в результате конверсии он нагревается до температуры состояния 14
и снова охлаждается в том же теплообменнике V. Охладившись до состоя-
ния 15, водород далее охлаждается до состояния 17 и проходит конверсию
в третьей ступени, нагреваясь до состояния 18, охлаждается до состоя-
ния 21, поступает на конверсию четвертой ступени, где нагревается до тем-
пературы 22 К. После четвертой ступени он снова охлаждается в тепло-
обменнике V до состояния 24 и направляется на ожижение в испаритель-
конденсатор IX, где превращается в жидкость (состояние 25). В жидком
виде проходит последнюю, пятую, ступень конверсии, а затем, почти пол-
ностью превращенный в параводород, переохлаждается в теплообменнике
V, дросселируется в сборник водорода Хи при температуре 20,9 К в со-
стоянии 27 выходит как конечный продукт. Расход энергии составляет
12—13 кВт-ч на 1 кг жидкого параводорода.
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ УСТАНОВОК
ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ ДЕЙТЕРИЯ И ТЯЖЕЛОЙ ВОДЫ|
ИЗ ЖИДКОГО ВОДОРОДА
Работа установок для производства тяжелой воды D2O основана на
наиболее эффективном принципе — низкотемпературной ректификации
жидкого водорода с извлечением дейтерия, который далее окисляется
в D 2О либо отводится из установки как конечный продукт.
Разность температур кипения разделяемых молекулярных модифика-
ций водорода (HD—Н2) равна 1,75 К при давлении 0,1 МПа, что обеспечи-
вает довольно высокую степень извлечения Дейтерия при ректификации.
В этих установках используются в качестве исходного сырья синтезгаз
и водород, полученный путем электролиза воды.
УСТАНОВКИ ДЛЯ ПРОИЗВОДСТВА ТЯЖЕЛОЙ ВОДЫ ИЗ СИНТЕЗГАЗА
Сырьем для переработки служит синтезгаз, необходимый для произ-
водства аммиака. Состав синтезгаза (в % об.): Н2 — от 70 до 73, N2 — от
20 до 23, остальное количество составляют СН4, Ar, Ne.
18*
275
В установках для производства тяжелой воды из синтез газа водород
очищается от примесей (CO2hN2) перед поступлением на ректификацию.
Примеси СО2 вымораживаются в регенераторах либо в переключающихся
пластинчато-ребристых теплообменниках. Азот конденсируется при охла-
ждении исходного газа.
Установка с регенераторами. Предназначена для получения 50 т
в год тяжелой воды.
Для компенсации потерь холода, в установке применяют цикл двух
давлений (2 и 10 МПа) с циркуляцией потока (давление около 10 МПа),
поступающего на дросселирование; поток с давлением 2 МПа расширяется
в турбодетандере. В цикле используется холод, получаемый в результате
испарения жидкого азота при температурах 80 и 65 К (давление соответ-
ственно 0,1 и0,014МПа). Технологическая схема установки изображена на
листе 190. Синтезгаз, предназначенный для производства аммиака, сжатый
до 2 МПа в поршневом компрессоре 21, поступает в регенератор 20, где
охлаждается до 100 К. Регенераторы переключаются каждые 15 мин.
Несмотря на высокое содержание углекислоты в исходном газе, условия для
ее возгонки с насадки регенератора довольно благоприятные ввиду боль-
шого отношения давлений прямого и обратного потоков. Затем газ по-
ступает в турбодетандер 19, где расширяется с 2,0 До 0,8 МПа, понижая свою
температуру до 85 К. Далее синтезгаз охлаждается последовательно
в двух секциях теплообменника-испарителя жидкого азота /7; в первой
секции, где азот испаряется при давлении до температуры 80 К; во вто-
рой, где азот испаряется при давлении 0,014 МПа до температуры 65 К.
В результате такого охлаждения синтезгаза почти весь азот из него кон-
денсируется и, после дросселирования, испаряется в обратный поток
очищенного от дейтерия водорода.
Сжатый синтезгаз охлаждается от 65 до 28 К, очищается от примесей
в регенераторах 16, насадка которых состоит из мелкорубленого свинца.
Схема включения регенераторов показана на рис. 150. Самоочистка реге-
нераторов возможна только в случае применения трех регенераторов, из
которых два холодные и один теплый. В течение теплого периода дутья
насадка нагревается, газ охлаждается и в результате на насадке вымора-
живаются прймеси. Во второй холодный период дутья насадка регенера-
тора охлаждается и очищается от примесей путем сублимации их в потоке
очищенного от дейтерия водорода, поступающего из колонны 7 через тепло-
обменник 13.
В течение третьего периода дутья (доохлаждение) сжатый, охлажден-
ный и очищенный циркуляционный водород проходит из адсорбера 6 че-
рез змеевики, встроенные в насадку регенераторов, где охлаждается, на-
гревая насадку и обеспечивая сублимацию оставшихся примесей и, следо-
вательно, незабиваемость регенераторов, период переключения которых
3 мин. Охлажденный и очищенный в холодных регенераторах 16 водород
дросселируется до давления 0,32 МПа и при температуре 25—27 К по-
ступает для извлечения дейтерия в колонну трехкратной ректификации 7.
Циркуляционный водород сжимается в компрессоре 22 (см. лист 190)
до давления около 10 МПа и охлаждается в последовательно расположен-
ных теплообменниках испаряющимся азотом (до 80 К и 65 К) и обратным
потоком циркуляционного водорода. Далее циркуляционный водЬрод
очищается от примесей в адсорбере 6, заполненном активированным углем,
а затем проходит змеевики холодных регенераторов, охлаждается в тепло-
обменнике 13 и поступает в змеевики колонн 7, 8 и 9, где ожижается.
Из змеевиков колонн 7 и 8 жидкий водород поступает на орошение
в трехступенчатую ректификационную колонну 7, которая состоит из
трех колонн — высокого (0,32 МПа), среднего (0,2 МПа) и низкого
(0,12 МПа) давлений. Жидкий водород, предназначенный для разделения,
направляется в нижнюю часть колонны 7 (колонна высокого дав-
ления).
270
Флегма образуется в трубах конденсатора высокого давления, в меж-
трубном пространстве которого кипит водород под давлением 0,2 МПа.
Часть флегмы орошает колонну высокого давления, а другая часть посту-
пает на орошение колонн среднего и низкого давления.
Кубовая жидкость из испарителя колонны высокого давления пере-
мещается на орошение колонны среднего давления. Пары из межтрубного
пространства конденсатора колонны высокого давления при 0,2 МПа,
проходя через тарелки, орошаются флегмой, поступающей из труб конден-
сатора низкого давления. Часть этой флегмы направляется на орошение
колонны низкого давления. Жидкость из межтрубного пространства кон-
Водородная ректификация
Холод-
ный
продукт
Холод-
ный
Окончательное охлажде-
ние а окончательная
очистка
Рис. 150. Схема охлаждения водорода в регенераторах со свинцовой насад-
кой (к схеме установки для получения тяжелой воды, лист 190). Номера
позиций см. лист 190.
денсатора высокого давления поступает на орошение колонны низкого
давления.'Питающий технический водород и циркуляционный водород,
очищенный от дейтерия, выходят из верхней части колонны низкого
давления 7. В нижней части колонны низкого давления концентрация дей-
терий-водорода HD увеличивается до 5%. Для дальнейшего увеличения
концентрации HD жидкость из колонны 7 низкого давления переходит
в колонну <?, где в испарителе получается пар в результате сжижения цир-
кулирующего водорода, кроме того, часть пара поступает из колонны
дейтерия 9. В результате взаимодействия между жидкостью и паром в верх-
ней части колонны 7 образуется пар, свободный от дейтерия, а в нижней
части колонны 8 образуется дейтерий-водород HD концентрацией 95%.
Полученный дейтерий-водород из нижней части колонны 8 направ-
ляется на подогрев до температуры 300 К в теплообменники 15 и 14, за-
тем сжимается мембранным компрессором 12 до давления 0,3 МПа и посту-
пает в конвертор 10, где происходит реакция 2HD = Н2 + П2 до концен-
трации смеси с 22,5% D2, 50% HD и 27,5% Н2. Эта смесь охлаждается
в теплообменниках 14 и 15 до температуры насыщения и поступает в ко-
лонну дейтерия 9 на разделение. Низ колонны подогревается циркули-
рующим под давлением водородом; после ожижения часть его направ-
277
ляется в дефлегматор верхней части колонны 9, а другая часть поступает
на орошение колонны 7.
Жидкий водород, испарившийся в верхней части колонны 9, соеди-
няется с потоком, поступающим из колонны 7. Дейтерий выходит из ниж-
ней части колонны 9, нагревается в теплообменниках 15 и 14, поступает
на окисление в конвертор 11, где образуется конечный продукт — тяже-
лая вода
D24-i/2O2 = D2O.
Водород, очищенный от дейтерия, из колонн 7 и 9 направляется в те-
плообменник 13 и регенератор 16 на охлаждение прямого потока цирку-
лирующего водорода. Затем он делится на две части, одна из которых, за-
мыкая циркуляционный цикл, идет в теплообменники 18 и 23 и снова на сжа-
тие в компрессор 22, другая часть направляется противотоком синтезгазу
в теплообменники 17 и 20 и выходит свободной от дейтерия для последую-
щей переработки в аммиак.
Установка ограждена двухстенным кожухом, во внутреннем объеме
размещены все части установки с температурой ниже 80 К. Пространство
внутреннего кожуха заполнено водородом под давлением несколько выше
атмосферного и специальной изоляцией. Во внешнем кольцевом кожухе,
заполненном азотом также под давлением несколько выше атмосферного
и шлаковой ватой, расположены аппараты, работающие при температуре
выше 80 К. Расход энергии в установке составляет 3000 кВт*ч на 1 кг
D2O; при использовании более совершенного холодильного цикла расход
энергии можно снизить и значительно увеличить производительность
установки.
Установка с пластинчато-ребристыми теплообменниками. В уста-
новке применяют холодильный цикл среднего давления с двухступенча-
тым расширением в турбодетандерах, расположенных последовательно.
В схеме предусмотрены два потока водорода (циркуляционный и про-
дукционный). Технологическая схема установки изображена на листе 191.
Синтезгаз сжимается в компрессоре 16 до давления 0,3 МПа, затем
в контактном аппарате 15 из него удаляется кислород. В пластинчато-
ребристом теплообменнике 4 газ охлаждается до 103 К, вследствие чего
из сжатого газа вымораживается основная часть влаги и двуокиси углерода
(период переключения теплообменников—15 мин). Далее охлажденный
газ направляется в адсорбер 14, где удаляются оставшиеся примеси СО2.
В теплообменнике 13 прямой поток охлаждается до 65 К, при этом конден-
сируется основная часть азота, которая собирается в отделителе 12.
Жидкий азот используется, как хладагент — после дросселирования он
испаряется в теплообменнике 13. Газообразный водород из отделителя 12
частично подогревается в теплообменнике и расширяется до давления
1,7 МПа в турбодетандере 5 первой ступени охлаждения, вследствие чего
его температура понижается от 75 до 63 К.
Расширенный газ охлаждается в теплообменнике 11 до температуры
40 К, при этом конденсируются основные примеси (N2,CO и т. п.). Остаток
этих примесей поглощается в адсорбере 10, заполненном силикагелем,
после чего газ разделяется на две части: одна часть охлаждается до 23 К
в теплообменнике 9, после которого дросселируется до 0,2 МПа и по-
ступает в колонну 8 для отделения дейтерия, другая подогревается до
48 К в теплообменнике 11 и расширяется в турбодетандере 7 второй сту-
пени охлаждения с 1,7 доа0,175 МПа, понижая при этом свою температуру
до 23 К. После расширения газ соединяется с основным потоком и направ-
ляется в колонну 8. Небольшая часть водорода после теплообменника 9
поступает в теплообменник 6 и после подогрева в нем также расширяется
в турбодетандере 7.
Циркуляционный водород под давлением 0,3 МПа охлаждается в те-
плообменнике 6 до температуры 24 К, прсле чего направляется в змеевик
278
испарителя колонны 8 и превращается в жидкость, которая и является
флегмой для орошения верха колонны. В результате разделения в колонне
из нее отводятся чистый газообразный водород и жидкость, содержащая
около 7% HD. Жидкость поступает в колонну HD и D2, в дальнейшем
проходит переработку с получением тяжелой воды D2O аналогично тому,
как это уже было описано. Часть очищенного водорода из колонны 8 при
давлении 0,15 МПа поступает в теплообменник 6, где подогревается до
нормальной температуры, сжимается в компрессоре 1 до давления 0,3 МПа
и снова возвращается в циркуляционный цикл. Другая часть очищенного
водорода направляется на охлаждение исходного газа в теплообменники 9,
11, 13 и 4, нагревается до температуры 300 К, сжимается в компрессоре 2,
и поступает к потребителю. Из отделителя 12 жидкий азот направляется
для испарения и подогрева в теплообменники 13 и 4, затем газ сжимается
в компрессоре 3, смешивается с основным обратным потоком водорода и
также выдается потребителю. В установке предусмотрена переработка
70 тыс. м3 продукционного газа и использование 130 тыс. м3 циркуляцион-
ного газа в 1 ч. Расход энергии в установке—около2500кВт-ч на 1 кгО2О.
УСТАНОВКА ДЛЯ ПРОИЗВОДСТВА ТЯЖЕЛОЙ ВОДЫ ИЗ ВОДОРОДА,
ПОЛУЧЕННОГО ЭЛЕКТРОЛИЗОМ ВОДЫ
В этой установке исходным сырьем для производства тяжелой воды
служит водород, полученный электролизом воды; содержание дейтерия
в нем в 3 раза выше, чем в водороде, полученном кислородной или паровой
конверсией углеводородного газа, когда содержание HD приближается
к 0,07%. Технологическая схема установки представлена на листе 192.
В установке предусмотрено два потока водорода: циркуляционный и про-
дукционный. Холодильный цикл включает в себя дросселирование и пре-
дварительное охлаждение жидким азотом.
Водород, полученный электролизом воды, сжимается в компрессоре 1
до давления 2,0—3,0 МПа, проходит отделитель 2 и аппарат каталитичес-
кой очистки от кислорода 3. Далее в группе теплых регенераторов 4 водо-
род очищается от примесей и охлаждается примерно до температуры 80 К,
дальнейшее охлаждение до температуры 65 К происходит в ванне жид-
кого азота 13. После ванны водород поступает в холодные регенераторы 5,
работа которых описана нас. 276. Из регенераторов 5 охлажденный и очи-
щенный водород дросселируется и поступает на разделение в трехступен-
чатую колонну 6, работа которой описана выше.
Циркуляционный водород сжимается в компрессоре 19, охлаждается
после водяных холодильников в аммиачном холодильнике 17, проходит
осушитель 16, затем охлаждается в теплообменнике 20 и в ванне жидкого
азота 15 донгемпературы 80 К. Далее циркуляционный водород очищается
в адсорбере 14, очищается от СО, Af2, СН4 и Аг и затем охлаждается в ванне
жидкого азота 13, кипящего под вакуумом, до температуры 65 К. После
ванны 13 водород охлаждается в холодном регенераторе 5 и далее до
температуры 28 К — в теплообменнике-ожижителе 12.
Охлажденный и частично ожиженный водород направляется в змеевики
колонн 6, 10, 11, способ действия которых описан выше.
Из колонны 11 HD после теплообменника направляется в мембранный
компрессор 7, в аппарат 3 каталитической очистки от кислорода, где 2HD
превращается в D2 и после охлаждения поступает в колонну 10. Из ко-
лонны 10 почти чистый D 2 поступает на окисление в контактный аппарат 3,
куда также поступает кислород. В результате окисления образуется
конечный продукт D2O. Ввиду повышенного содержания HD в исходном
продукте расход энергии в этой установке снижается. Производительность
установки в допустимых размерах аппаратов может быть увеличена до
100 т в год D2O. На листе 193 представлена схема установки для полу-
чения тяжелой воды, аналогичная в некоторых частях предыдущим и не
требующая особых пояснений.
279
ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЕ СХЕМЫ ГЕЛИЕВЫХ
ОЖИЖИТЕЛЬНЫХ И РЕФРИЖЕРАТОРНЫХ УСТАНОВОК
Гелиевые ожижительные установки предназначены для производства
жидкого гелия, используемого на стороне, а рефрижераторные установки —
для получения холода на уровне температур 1,8—5 К. Многие установки
могут работать как в ожижительном, так и в рефрижераторном режимах.
В ожижительном режиме из установки отводится жидкий гелий, масса
которого компенсируется газообразным гелием, поступающим в уста-
новку. Обычно в рефрижераторном режиме жидкий гелий, испаряясь,
охлаждает объект и в газообразном состоянии возвращается в цикл; ко-
личество циркулирующего газа в установке постоянное, за исключением
неизбежных потерь с утечками. Иногда в рефрижераторных установках
тепло отводится от охлаждаемого объекта путем подогрева холодного газо-
образного гелия, поступающего из детандера.
При проектировании установки, работающей в рефрижераторном и
ожижительном режимах, следует рассчитывать оба режима, поскольку
основные параметры цикла изменяются.
Различие в конструкциях гелиевых ожижительных и рефрижератор-
ных установок как лабораторных, так и промышленных определяется мно-
гообразием потребителей холода на уровне температур 1,8—5 К. В основу
технологических схем установок для ожижения гелия положены холодиль-
ные циклы, включающие не менее двух ступеней охлаждения.
ЛАБОРАТОРНЫЕ УСТАНОВКИ МАЛОЙ! ПРОИЗВОДИТЕЛЬНОСТИ
Лабораторные установки имеют производительность по жидкому
гелию в основном от 4 до 20 л/ч, что соответствует холодопроизводитель-
ности от 15 до 100 Вт. В этих установках используются каскадный азото-
водородный цикл, цикл с детандером и предварительным охлаждением
жидким азотом, а также цикл с двумя детандерами, включенными парал-
лельно или последовательно с предварительным охлаждением жидким
азотом и без него.
Гелиевая ожижительная установка ГС-2
Эта установка предназначена для получения жидкого гелия в коли-
честве 6,5 л/ч. В установке используется каскадный азото-водородный
цикл (технологическая схема включает в себя, помимо гелиевого, еще и
водородный цикл с предварительным охлаждением жидким азотом).
Технологическая схема одной лз первых в СССР установок ГС-2 пред-
ставлена на листе 194.
В левой части схемы изображен водородный цикл, в правой — гелие-
вый. Из наполнительной рампы 27 технический водород после дроссели-
рования в редукторе 28 осушается и очищается от примесей в аппаратах
15 и 16, проходит фильтр 12 и, смешиваясь с водородом из газгольдера 1,
поступает в поршневой компрессор 5, где сжимается до 15 МПа. Сжатый
водород проходит блок маслоотделения 6 и направляется в общий блок
ожижения 8. В верхнем теплообменнике блока ожижения сжатый водо-
род охлаждается обратными потоками ранее испарившихся азота и водо-
рода.
В последующих теплообменниках блока ожижения происходит те-
плообмен между водородом, азотом и гелием. Затем водород, охладившись
в ванне с жидким азотом до 70 К, дросселируется и направляется в ванну
жидкого водорода. Вся аппаратура в этом блоке ожижения находится под
вакуумом 10~6 мм рт. ст.; для исключения холодопотерь от излучения
предусмотрена защита азотным экраном. В верхней части блока ожижения
расположен сосуд для хранения жидкого водорода под атмосферным
280
давлением, в средней части — сосуд жидкого водорода под вакуумом и в
нижней части — сборник жидкого гелия.
В правой части схемы изображен гелиевый цикл, в котором гелий из
баллонов с техническим гелием 18 поступает в рампу 17 блоков осушки 15
и очистки 16, через фильтр 12 направляется в компрессор 5, сжимается до
2,5 МПа и очищается в блоке маслоотделения 6. Сжатый и очищенный ге-
лий направляется в теплообменники блока ожижения 8, где послед ова-
тельно охлаждается за счет холода кипящего
и газообразного азота, холода кипящего и
газообразного водорода под атмосферным дав-
лением и водорода, кипящего под вакуумом.
Прямой поток гелия ожижается и заполняет
сборник жидкого гелия.
Для удаления паров вакуумируемого во-
дорода, примесей в блоках осушки и очистки
и создания вакуума в блоке ожижения уста-
новлены вакуум-насосы.
К недостаткам установки следует отнести
то, что, помимо сложного оборудования и зна-
чительных затрат энергии, в установке в
больших количествах применяется водород,
создающий некоторую опасность при эксплуа-
тации. В последнее время, несмотря на рас-
пространение указанных установок, их заме-
няют более простыми и совершенными. Расход
энергии в установке составляет около 12 кВт-ч
на 1 л жидкого гелия.
Гелиевая ожижительная установка фирмы
«Лэр Ликид» (Франция)
Установка предназначена для производ-
ства жидкого гелия в количестве 7 л/ч и
жидкого водорода в количестве 14 л/ч. Она
позволяет получать жидкий неон вместо
жидкого водорода. Технологическая схема
установки, изображенная на рис. 151, анало-
гична предыдущей.
Установка работает по каскадному водо-
родно-гелиевому циклу с дополнительным
охлаждением жидким азотом.
Очищенный и сжатый до 15 МПа водород
проходит водородный теплообменник и далее
в ванне жидкого азота, испаряющегося под
вакуумом, охлаждается до температуры 70 К.
Затем водород очищается в адсорбере, ожи-
Рис. 151. Схема установки
фирмы «Лэр Ликид» (Фран-
ция) для ожижения гелия,
водорода или неона:
1 — баллон с водородом или
неоном; 2 — катализатор для
орто-пара конверсии водорода;
3 — откачивающее устройство.
жается в следующем водородном теплообменнике и после дросселиро-
вания направляется в ванну жидкого водорода. Для производства
параводорода водород из баллона подается в ванну жидкого азота и на ката-
лизаторе частично превращается в параводород.
Дальнейшее охлаждение и конверсия происходят в ванне жидкого
водорода. Из ванны жидкого водорода отводится жидкий параво-
дород.
Очищенный и сжатый до 0,25 МПа гелий охлаждается в гелиевом те-
плообменнике, а затем в азотной ванне до температуры 70 К- Далее он
поступает для охлаждения до 22 Кв ванну жидкого водорода, в гелиевый
теплообменник и водородную ванну под вакуумом, охлаждается до темпе-
281
ратуры 16 К, дросселируется до давления 0,15 МПа и как конечный про-
дукт выводится из системы.
Расход жидкого азота составляет 20 л/ч; расход электроэнергии
40 кВт-ч/л.
Гелиевые ожижительные и рефрижераторные установки
VR-4 и VR-8 фирмы «Линде» (ФРГ)
Установки VR-4 и VR-8 имеют производительность по жидкому гелию
соответственно 4 и 8 л/ч. Эти установки могут работать как в рефрижера-
торном, так и в ожижительном режимах. Технологическая схема установки,
изображенная на листе 195, базируется на холодильном цикле с детандером
и предварительным охлаждением жидким воздухом.
Гелий из газгольдера 2 сжимается в компрессоре 1 до давления 12 МПа
и поступает в адсорбер 4 для очистки от масла и осушки. Далее газ очи-
щается от СО2, N2 и Н2 в адсорбере 5, где адсорбент находится в ванне
с жидким воздухом и примеси адсорбируются при температуре порядка
80 К. Очистка происходит в двух переключающихся адсорберах 5. После
очистки газ дросселируется до давления 3,5 МПа и направляется в блок
ожижения. В предварительном теплообменнике 6 блока ожижения пря-
мой поток охлаждается за счет холода газообразного воздуха и обратного
потока гелия. В испарителе жидкого воздуха 7 гелий охлаждается до тем-
пературы 85 К, а в теплообменнике 8 — до 50 К. Далее гелий делится на
части: одна из них поступает в детандер 12, а другая — на ожижение в те-
плообменники 9 и 10.
Гелий после расширения в детандере направляется в теплообменник 9,
а затем, соёдиняясь с обратным потоком, охлаждает гелий под давлением.
После охлаждения в теплообменнике 10 гелий дросселируется до давле-
ния 0,6—0,8 МПа и охлаждается в теплообменнике 11, а после повторного
дросселирования образуются жидкость и газ. Газообразный гелий посту-
пает в теплообменники 11, 10, 9, 8, 6 к. снова на сжатие в компрессор 1.
Жидкий гелий направляется потребителю. В случае отвода жидкого про-
дукта систему пополняют сжатым газообразным гелием из баллонов 3.
Если установка работает в рефрижераторном режиме, газ возвращается
в установку и поступает для охлаждения прямого потока в теплообмен-
ники. Расход энергии в этих установках довольно значительный.
В СССР по разработкам ИФП АН СССР на основе той же схемы соору-
жены установки Г-2 производительностью 6 л/ч и Г-3 производительно-
стью 35 л/ч.
Гелиевая ожнжительная установка Г-45
Гелиевая ожижительная установка Г-45 позволяет получать жидкий
гелий в количестве 45 л/ч. В основе работы установки лежит цикл с детан-
дером и предварительным охлаждением жидким азотом. Технологическая
схема ожижителя приведена на листе 196.
Чистый гелий из газгольдера 3, гелиевой рампы 4 и из ожижителя 17
поступает в компрессор 27, где сжимается до давления 2—2,5 МПа.
После сжатия гелий проходит маслоотделитель 24, фильтры грубой 23
и тонкой 22 очистки. Далее гелий проходит осушитель 9, где водяные пары
поглощаются силикагелем, и очиститель 12, где он очищается от азота,
аргона и водорода активированным углем при температуре испаряю-
щегося азота. Очищенный гелий направляется в предварительный тепло-
обменник блока ожижения 17, где охлаждается до температуры 90 К.
Второй теплообменник расположен в ванне жидкого азота, где гелий охла-
ждается до температуры 80 К. В последующих теплообменниках блока
ожижения сжатый гелий охлаждается обратным потоком, затем одна часть
его расширяется в детандере до давления 0,14 МПа и температуры 11—12 К.
Другая часть сжатого гелия охлаждается и дросселируется в нижнем
282
дроссельном теплообменнике, после чего образовавшийся пар поступает
обратным потоком в теплообменники, а жидкость заполняет емкость жид-
кого гелия и выводится из ожижителя как продукт в сосуд Дьюара 18.
Технический гелий из газгольдера 1 подвергается сжатию, очистке и осу-
шке в блоке 28, после чего он поступает на подпитку в компрессор 27.
Гелиевая рефрижераторная установка К-2
Гелиевая холодильная установка холодопроизводительностью 500 Вт
при температуре 12 К создана на основе схемы и оборудования ожижителя
Г-45. Технологическая схема установки представлена на листе 197.
В этой установке гелий не ожижается; объект охлаждается путем по-
догрева холодного газообразного гелия, поступающего из детандера.
Циркулирующий гелий под атмосферным давлением поступает из
теплообменника 24 на сжатие в компрессор 19. Сжатый гелий очищается
в маслоотделителе 20 и фильтрах грубой 2/ и тонкой 22 очистки, охлаж-
дается в теплообменнике 24 за счет холода обратного потока гелия. Далее
гелий охлаждается в ванне жидкого азота и теплообменнике 28. Затем весь
гелий расширяется в детандере, в результате чего охлаждается до темпе-
ратуры 11—12 К, и направляется в холодильную камеру. Нагретый в ка-
мере до 19 К гелий проходит теплообменники 28 и 24 и, замыкая цикл,
снова возвращается в компрессор 19.
Гелиевая ожижительная установка фирмы «Лэр Ликид»
(Франция)
Установка предназначена для получения жидкого гелия в количестве
30 л/ч и может работать в рефрижераторном режиме (холодопроизводи-
тельность 130 Вт при 4,5 К). Гелиевая ожижительная установка работает
с предварительным охлаждением сжатого гелия жидким азотом и расши-
рением части сжатого гелия в турбодетандере.
Принципиальная схема установки приведена на листе 198. Гелий из
газгольдера 2 поступает в компрессор /, в котором сжимается до давле-
ния 1,5—2 МПа. Часть сжатого гелия очищается от масла и осушается от
водяного пара в адсорбере И. После очистки гелий делится на две части:
одна из них — небольшая — поступает на подпитку через делитель 10,
а друга’я — основная — в блок ожижения. Часть гелия из компрессора 1
направляется в блок ожижения, минуя очистку, и оба потока охлаждаются
сначала в теплообменнике 3 газообразным азотом и обратным потоком
гелия, а затем в азотной ванне 4. После азотной ванны гелий очищается
от азота и аргона в адсорбере 12 и охлаждается в теплообменнике 5. После
теплообменника 5 детандерный гелий дополнительно очищается в другом
адсорбере/2 и поступает в турбодетандер 8, где расширяется до давления
0,14 МПа, понижая при этом свою температуру до 12 К. Тормозом турбо-
детандера служит компрессор 9. Гелий после детандера соединяется с об-
ратным потоком газа, идущего после дросселирования, поступает на охлаж-
дение прямых потоков в теплообменники 6, 5, 3 и далее, замыкая цикл, —
в компрессор. Гелий под давлением после теплообменника 7 дросселируется
до давления 0,11 МПа, в результате образуются жидкость и газ. Жидкость
выходит как конечный продукт, а газ направляется в теплообменники 7,
6, 5 и 3. Техническая характеристика установки дана на листе 198.
В последнее время ожижительная установка переоборудована. В уста-
новке сжатый гелий охлаждается обратным потоком до температуры по-
рядка 125—130 К. При этом около 40% гелия поступает в первую ступень
детандера, где он расширяется до давления 0,14 МПа, охлаждаясь до
65 К. Газ первой ступени соединяется с обратным потоком и охлаждает
прямой поток. Сжатый гелий поступает в следующий теплообменник, где
охлаждается до 28—30 К; около 40% поступает во вторую ступень детан-
дера, где расширяется до 0,14 МПа, охлаждаясь при этом до 11—12 К.
283
Остальной гелий после дроссельного теплообменника расширяется в дрос-
селе; жидкость накапливается в емкости, из которой как продукт посту-
пает в сосуд Дьюара. Газ после дросселя, смешиваясь с гелием, поступаю-
щим из II и I ступени детандеров, поступает на охлаждение прямого по-
тока.
Для подпитки системы гелием служат баллоны, газ из которых осу-
шается и очищается в адсорберах, смешиваясь с гелием из газгольдера 2
и сжимается в компрессоре 1, замыкая цикл.
В отличие от предыдущих эта установка работает с турбодетандером
высокого давления, обслуживание которого проще, чем поршневого.
Характеристика турбодетандера следующая: к. п. д. Яз = 0,65; частота
вращения п = 180 000 мин-1; расход газа 290 м3/ч; давление на входе
1,4 МПа, температура на входе 20—22 К, на выходе 12 К.
По такой же схеме в 1965 г. этой же фирмой для Мюнхенского универ-
ситета была создана установка производительностью 65 л/ч с количеством
сжимаемого гелия 750 м3/ч; давление сжатия 3 МПа.
Гелиевая ожижительная установка Г-1
Гелиевая ожижительная установка Г-1 позволяет получать жидкий
гелий в количестве 18 л/ч. Эта установка работает по циклу с двухступен-
чатым расширением гелия в поршневых детандерах, включенных парал-
лельно.
Технологическая схема установки изображена на листе 199.
Газообразный гелий из газгольдера 19 поступает на сжатие до давле-
ния 2,5 МПа в компрессор, далее он проходит маслоотделитель 10 и уголь-
ный адсорбер И, где очищается от масла и паров воды, и далее направ-
ляется в блок ожижения 13.
В блоке ожижения сжатый гелий охлаждается в теплообменнике за
счет холода обратных потоков. После охлаждения около 35% гелия при
температуре 125—130 К отводится в детандер первой ступени и после рас-
ширения до давления 0,15 МПа эта часть гелия охлаждается до темпе-
ратуры 65 К. Далее сжатый гелий охлаждается в теплообменнике до
20—25 Кив количестве около 40 % от общего объема поступает в детан-
дер второй ступени, после которого он смешивается при температуре около
12 К с обратным потоком и поступает на охлаждение прямого потока.
Оставшиеся 25% сжатого гелия охлаждаются в дроссельном тепло-
обменнике. После дросселирования получают часть этого потока в виде
жидкости, а другую часть — в виде газа. Г аз направляется в обратный по-
ток теплообменника, а жидкость выводится как конечный продукт в сосуд
Дьюара 16.
Ниже приведен пример расчета ожижительного и рефрижераторного
режимов установки.
Принципиальная схема цикла, изображение процессов на Т—S-
диаграмме и таблица параметров цикла представлены на рис. 152. Араб-
скими цифрами 1—/2обозначеныточки цикла, характеризующие состояние
гелия.
Исходные данные: коэффициент, характеризующий разность темпе-
АТ
ратур потоков на теплом конце теплообменника а = 0,05; здесь а =	,
где АТ — разность температур на теплом конце каждой зоны; Т — темпе-
ратура обратного потока на теплом конце зоны; температура газа на входе
в компрессор 7\ = 300 К; температура перед детандером первой ступени
Т2 = 125 К; температура перед детандером второй ступени Т4 = 28 К;
температура жидкого гелия То = 4,5 К; изоэнтропические к. п. д. де-
тандеров первой и второй ступеней Яз, = 0,7 и Яз, = 0,75; давление
прямого потока р„ = 2,5 МПа; давление обратного потока рк = 0,13 МПа;
количество газа в точке 5 цикла G5 = 1 моль. Определить в ожижительном
284
режиме количество ожиженного гелия х, потоки Dr и D2 газа, поступаю-
щего в Детандеры первой и второй ступеней, удельный расход энергии; в
рефрижераторном — холодопроизводительность qQ, потоки газа, посту-
пающего в детандеры первой и второй ступеней, удельный расход энер-
гии.
Пользуясь Т—S-диаграммой для гелия, определяем изоэнтропичес-
кий перепад энтальпий в детандере первой ступени:
hx — /2 —	= 2680 — 880 = 1800 Дж/моль.
Рис. 152. Принципиальная схема гелиевой ожижительной установки Г-1 и
изображение процесса на Т—S-диаграмме.
ТЪбли ц а.
параметроб цикла
№ точки	Р. МПа	К	1, Юк/моль
7	V	300	6324
2	V	125	2680
3	2?	51	1470
4	2,5	28	620
5	2,5	13,5	272
6	2.5	—	—
7	0,13	—	—
8	0,13	13,2	325
9	0,13	27	—
10	0,13	66	1420
11	0,13	—	—
12	0,105	285 (290)	6030.
0	0,13	4,5	46
Вычисляя действительный перепад энтальпий в детандере первой сту-
пени, находим
Ло — — hifls — 2680 — 1800-0,7 = 1420 Дж/моль.
По Т—S-диаграмме находим температуру газа после детандера пер-
вой ступени 7\0 = 66 К.
285
Таким же образом определяем изоэнтропический перепад энтальпий
в детандере второй ступени:
Л2 = /4 — I$ = 620 — 220 = 400 Дж/моль.
Вычисляя действительный перепад энтальпий в детандере второй сту-
пени, находим
/8 = /4 —	= 620 — 400-0,74 — 325 Дж/моль
и температуру гелия после детандера второй ступени Т8 = 13,2 К-
Энтальпии остальных точек цикла находим по Т—S-диаграмме.
Ожижительный режим. Для определения количества жид-
кого гелия, полученного из 1 моля гелия, поступающего в точку 5 цикла
см. рис. 152), составляем уравнение теплового баланса III зоны
A + Qo. с = ХА + (1—*) A;	(VI1-1)
/8-/5-дОс	325 — 270 — 6 л
X — —  z—Z—. 70 =-----------77— =0,175 моль/моль.
Z8 — г0	325 — 46
Для определения потока D19 поступающего в детандер первой сту-
пени, составляем уравнение теплового баланса II зоны
(1+D2)Z3 + (1+P2-x)Z8 + ^o.c = (1+P2-x)Z10 + P2Z4 + /5;	(VII-2)
D = (А — Ao) (А — A) ~L * (Ар — Z8) 4- д0 с _
2“	(A- А) л-(Ao-А)
50+ 55-4- 0,175-1095 + 4
--------- =1,24 моль/моль.
295 — 50
Из уравнения теплового баланса I зоны находим поток, поступающий
в детандер второй ступени,
(I + Z^i + D2) Zx + (1 + Dr + D2 — *) Ao + <7o. c —
= (1 + Dr + D2 - x) Zl2 + (1 - D2) Z3 + DxZ2;	(VI1-3)
n — (1 + Дз) KA — A?) + (Ao — А)1 + * (Аг — Ao) + Яо.с
1	(Аг— A) + (A---Ao)
2,24 (349 — 50) + 0,175-4555 + 4	,
=-------1----349+126J----------= 1 ’62 М0ЛЬ/М0ЛЬ-
Суммарное количество газа, которое сжимается в компрессоре и вхо-
дит в блок ожижения, равно 1 + Z)X + D2. Принято рассчитывать цикл
на 1 моль поступающего в компрессор газа, поэтому найденные из уравне-
ний (VII-1), (VII-2) и (VII-3) величины необходимо умножить на коэффи-
циент t + & _р-р- = --узе" • После умножения получаемх = 0,045 моль/моль;
Dr = 0,420 моль/моль; D2 = 0,321 моль/моль.
Для проверки результатов расчета составим общее уравнение тепло-
вого баланса установки
А + Яо. с = (1 — х) Аг Н- ХА +	(А Ао) + D2 (Z4 Z8) (VI1-4)
— (Ач — Zx) 4~ D, (Zo — Z30) +	(Z4 — Z8) — <70, c _
/12-Ч
— 349 + 0,42-1260 4- 0,321 -295—12
5976 — 4b
= 0,0453 моль/моль.
Расход энергии на сжижение 1 кг гелия (в кВт-ч)
I
RT In———
Pl 2
*4 из
(VII-5)
286
здесь J? =	. = 2080 Дж/кг.
т
2,3RT	2,3-2080-300	„ „.
Обозначим с-4>18.й60.10з “4,18-860-101 * 3 - 0’4 * * * В’
lg _₽1_
I = с--= 0,4 1g л С Л -17ё~ = 21 >2 кВт-ч/кг.
г]изх	1,05 0,6-0,045
При плотности жидкого гелия р”е = 0,125 кг/л
' -	* £-тЬ -0'05-18 таг  такта -2'64 кВт ,/л' <V1,-S)
Рефрижераторный режим. Для определения Dг в ре-
фрижераторном режиме составляем уравнение теплового баланса /зоны
Л И- Ло Н- <7о. с = (1 — /\) /з /12 + /^i^2>	(VI1-7)
D, _ <Л+4... _ ^-50 + 4 _ 0JK к,оль/ммь
/2 — /3	1210
Из уравнения теплового баланса II зоны находим Z)2
(1 - Dj) /3 + (1 - Dr) /8 + <7о. с = (1 - Dr) /10 + (1 - Dr - D2) Ц + О2/4; (VII-8)
о, (1-О.><Г.-'..) + <'.-'.> + 4..о _ 0.S3SSO + 53 + 4 _ 0 26 „ль ;молъ
/4 — /5	34о
Для определения холодопроизводительности цикла д0 составляем
уравнение III зоны:
(1 — Dr — D2) /5 + q2 + <7о. с — (1 — Dr — D2) fg',	(VI1-9)
q0 = (1 — Dr — D2) (/8 — /Б) — q0. c = 0,575-53 — 4 = 26 Дж/моль.
При пересчете Дж/моль в Вт-ч/кг получим
70 = 1,78 Вт-ч/кг.
Расход энергии на сжатие 1 кг гелия
1 = °’4 lg ST *	....о.б ’ ~ = °’93 КВТ •Ч/КГ-
Удельный расход энергии на единицу холодопроизводительности
— =	= 522 Вт/Вт.
7о 1,78
ПРОМЫШЛЕННЫЕ УСТАНОВКИ БОЛЬШОЙ ПРОИЗВОДИТЕЛЬНОСТИ
Промышленные установки имеют производительность по жидкому
гелию в основном от 50 до 800 л/ч и холодопроизводительность соответ-
ственно от 200 до 10 000 Вт. В последнее время введена в эксплуатацию
установка производительностью по жидкому гелию 1500—2300 л/ч. В этих
установках используются циклы с многоступенчатым расширением гелия
в поршневых детандерах или турбодетандерах, включенных параллельно
или последовательно.
Значительная часть наиболее мощных установок имеет предваритель-
ное охлаждение жидким азотом.
УСТАНОВКИ ПОРШНЕВЫМИ ДЕТАНДЕРАМИ
В этих установках применяют холодильные циклы с двухступенчатым
расширением сжатого гелия в детандерах с предварительным азотным
охлаждением и без него.
287
Одна из первых ожижительных установок с двухступенчатым расши-
рением гелия в поршневых детандерах была создана в СССР в 1962 г. по
разработкам ИФП АН СССР.
Гелиевая ожижительная установка ИФП АН СССР
Эта установка позволяет получать жидкий гелий в количестве 60 л/ч.
В схеме используется цикл с двухступенчатым расширением газа в порш-
невых детандерах с предварительным
Рис. 153. Схема гелиевой ожижительной установки
производительностью 60 л/ч, разработанной
ИФП АН СССР.
охлаждением жидким азотом.
Схема установки показана
на рис. 153. В компрессоре
1 гелий в количестве 620 м3/ч
сжимается до давления 2,1
МПа, охлаждается в пред-
варительном теплообменнике
и далее в ванне жидкого
азота 4 до температуры 70 К.
После ванны 4 охлаж-
денный гелий делится на две
части. Около 20% его по-
ступает в детандер 2; в ре-
зультате расширения эта
часть гелия охлаждается до
температуры 35—40 К и, сое-
диняясь с обратным потоком,
направляется на охлаждение
прямого потока сжатого
гелия. Другая часть сжатого
гелия в двух последующих
теплообменниках охлаж-
дается до температуры 22 К.
Затем около 40% от общего
количества расширяется в де-
тандере второй ступени 5,
охлаждается при этом до 10—
12 К и далее поступает в об-
ратный поток. Остальной
гелий прямого потока охлаж-
дается в теплообменнике и
дросселируется в емкость.
По аналогичной схеме
работает установка фирмы
«А. Д. Литтл» (США).
Эта установка имеет про-
изводительность по жидкому
гелию 120 л/ч. Она работает
по циклу с двухступенчатым расширением гелия в поршневых детан-
дерах, установленных параллельно, и с предварительным охлаждением
жидким азотом. Схема установки изображена на рис. 154.
Сжатый до 2 МПа в компрессоре 1 гелий поступает в блок ожижения
для охлаждения в предварительном теплообменнике 2 обратными пото-
ками гелия и азота. Далее сжатый гелий охлаждается в испарителе жид-
кого азота до температуры 85 К и теплообменнике 3 до 40 К.
При температуре 40 К гелий делится на две части и около 40% его
поступает в детандер первой ступени 4, предварительно очищаясь в адсор-
бере от следов азота и других примесей. В детандере 4 газ расширяется и,
соединяясь с обратным потоком, направляется на охлаждение прямого
потока в теплообменник 6. Прямой поток гелия высокого давления после
288
первого деления охлаждается в теплообменниках 6 и 7 до 20—25 К.
Затем около 35% общего количества поступает на расширение в детандер
второй ступени 5 и после этого на охлаждение прямого потока в теплооб-
менник 8 и далее.
Оставшиеся 25% сжатого гелия
прямого потока охлаждаются в тепло-
обменнике 9 и дросселируются, про-
ходя через дроссельный вентиль 10,
в емкость 11, пары из которой дают
начало обратному потоку.
Гелиевые ожижительные и
рефрижераторные установки
фирмы «Линде» (ФРГ)
Эти установки работают по трех-
ступенчатому циклу с расширением
гелия в двух поршневых детандерах
и предварительным охлаждением
жидким азотом.
Рефрижераторные установки. Эти
установки имеют холодопроизводи-
тельность от 100 до 400 Вт при 4,5К-
Схема рефрижераторной установ-
ки представлена на рис. 155. Араб-
скими цифрами 1—19 обозначены
точки цикла, характеризующие со-
стояние гелия.	Рис. 154. Схема гелиевой ожижительной
Гелий сжимается в компрессоре установки производительностью 120 л/ч
К до давления 3 МПа, после чего фирмы «Артур Д. Литтл» (США),
охлаждается в теплообменниках 7\
и до состояния 3 обратными потоками гелия и газообразного азота.
В азотном испарителе Т2 гелий охлаждается до температуры 70 К.
Для отделения от примесей азота и кислорода газ поступает в адсорбер А ъ
заполненный силикагелем, активированным углем или молекулярными
ситами. После очистки сжатый гелий охлаждается в теплообменнике Т3
и делится на две части, одна из которых поступает в поршневой детандер
первой ступени Dlt а другая в количестве 1 — Dr поступает на охлажде-
ние в теплообменники Т4 и Т5. После теплообменника Т8 сжатый гелий
проходит адсорбер А2, где при более низкой температуре очищается от
водорода и неона, и снова поступаете линию высокого давления. Затем от-
бирается вторая часть гелия в количестве D 2 и направляется в детандер
второй ступени, а оставшееся количество 1—£>х—Z>2 охлаждается
в теплообменниках Т8 и 77.
Перед теплообменником Т8 в точке 9 сжатый гелий частично дроссе-
лируется до давления 0,8—1,0 МПа. Теплоемкость прямого потока в те-
плообменнике Т8 уменьшается с понижением давления после промежуточ-
ного дросселирования. Это приводит к тому, что одно и то же массовое
количество наиболее холодных паров, дающих начало обратному потоку,
охлаждает прямой поток до более низкой температуры, чем в схеме без
промежуточного дросселирования.
После теплообменника Т8 гелий (состояние 11) дросселируется до
давления 0,13—0,14 МПа, затем образовавшаяся жидкость испаряется и
охлаждает объект. В состоянии сухого насыщенного пара 13 обратный по-
ток гелия поступает на охлаждение прямого потока в теплообменники Т8,
Ъ, т8, Т5, Т4, Т8 и Т\.
Ожижительные установки. Эти установки позволяют получать жидкий
гелий в количестве от 24 до 100 л/ч.
19 И. П. Усюкин
289
Схема гелиевой ожижительной установки (рис. 156) аналогична пре-
дыдущей (см. рис. 155), с той лишь разницей, что в рефрижераторной уста-
новке весь газ находится в циркуляции и нет необходимости пополнять
систему гелием, а в ожижительной установке из системы постоянно вы-
водится жидкость, которую необходимо компенсировать гелием, поступаю-
щим со стороны. Гелий, поступающий извне, нуждается в тщательной
очистке от СО2, СН4, О2, N2, Н2 и Ne, вследствие чего схема несколько
Рис. 155. Схема гелиевой
рефрижераторной уста-
новки фирмы «Линде»
(ФРГ).
Рис. 156. Схема гелиевой ожижительной установки фир-
мы «Линде» (ФРГ).
Установка работает следующим образом. Сжатый до 3 МПа в компрес-
соре К гелий охлаждается в теплообменнике 7\ отходящим гелием и в те-
плообменнике жидким азотом.
Газ, поступающий извне, охлаждается до 150 К в теплообменнике Т19
затем очищается отСО2 в адсорбере Лг и возвращается в теплообменник 7\
для охлаждения до состояния 3. Газ из компрессора К проходит тот же
путь, что и в схеме, изображенной на рис. 155, а газ со стороны после те-
плообменника 7\ охлаждается далее в теплообменниках Т2 и Т3. После
теплообменника Т3 из этого потока конденсируются углеводороды, О2
и N2, которые выпадают в отделителе О и выводятся из системы, а гелий
поступает далее в теплообменник 7з, адсорберы Л2 для очистки от СН4,
О2 и N2, работающие последовательно, и затем снова на охлаждение
в теплообменник Т2, Т'з и для тонкой очистки от О2 и N2 — в адсорбер Л3.
290
Далее газ из адсорбера А3 охлаждается в теплообменниках Т4 и Ть и снова
направляется на очистку от Ne и Н2 в адсорбер А4. Очищенный от всех
примесей гелий из адсорбера А4 охлаждается в теплообменниках Т6 и Т7,
дросселируется до давления 0,8—1,0 МПа и дополнительно охлаждается
в теплообменнике Т8, дросселируется из состояния 11 до давления 0,19—
0,14 МПа, в результате чего в потоке образуется доля жидкости, которая
выводится как конечный продукт, а пар поступает последовательно в те-
плообменники Т8, Т,, Т8, Т5, Т4, Т3 и 7\.
Технические показатели выпускаемых фирмой «Линде» (ФРГ) ожи-
жительных и рефрижераторных установок представлены в табл. 41 и 42.
Таблица 41
Рефрижера- торные уста- новки, тип	Холодо- производи- тельность при 4,5 К, Вт	Расход энергии, кВт	Удельный расход энер- гии, Вт/Вт	Площадь поверхности теплообмена, м2
1	100	55	550	5,6
2	200	ПО	550	8,7
3	300	165	550	15
4	400	200	500	18
Таблица 42
Ожижитель- ные уста- новки, тип	Производи- тельность, (холодо- производи- тельность, Вт)	Расход энергии, кВт	Удельный расход энер- гии, кВт-ч/л	Площадь поверхности теплообмена, м2
1	24 (100)	55	2,3	5,8
2	50 (200)	ПО	2,2	8,9
3	80 (300)	165	2,1	16
4	100 (400)	200	2	19
Расчет трехступенчатого цикла с двумя детандерами
и предварительным азотным охлаждением
Схема цикла и изображение процесса на Т—S-диаграмме представ-
лены на рис. 157. Арабскими цифрами 1—12 обозначены точки цикла,
характеризующие состояние гелия.
Гелий в количестве 1200 м3/ч, сжатый до 2,5 МПа, охлаждается в пре-
дварительном теплообменнике / и азотной ванне II до Т3 = 70 К. После
ванны часть гелия £>х отводится на первую ступень детандера, где расши-
ряется до Т4 = 36 К. Другая часть (1 —£>х) охлаждается в теплообмен-
никах III и IV до температуры Т-а = 24 К и в количестве D 2 поступает
на детандер второй ступени, где, расширяясь до 0,15 МПа, охлаждается
до 10—11 К.
Исходные данные: изоэнтропический к. п. д. детандеров. т]$1 — 0,7,
Лх, = 0,75; потери холода в окружающую среду в каждой зоне qcс =
= 2 Дж/моль; давление прямого потока рн = 2,5 МПа; давление обрат-
ного потока рк = 0,13 МПа;
температура перед детандером первой ступени Т3 = 70 К; темпера-
тура перед детандером второй ступени Т3 = 24 К.
Разность температур на теплых концах теплообменников: ATt —
= т3 - т13 = 3 К; дт2 = Т4 - Т12 = 2 К; ДТ3 = Тв - Т10 = 0,5 К.
Определяем изоэнтропический перепад энтальпии в детандере первой
ступени
= /3 — /х2 = 1532 — 500 = 1032 Дж/моль,
19*
291
откуда
/12 ~	= Ш32 — 1032-0,7 =• 810 Дж/моль.
Энтальпия /12 при р12 = 0,13 сМПа соответствует температуре Т12 =
= 36 К. На основании предварительных расчетов принимаем Т6 = 24 К.
ыг газ
жид кость}
Язона
Шзона
(Язона
36 К
24 К
1 зона
Таблица параметров цикла
N* пмга	Р„МПа				/, Дж/моль	
	ожижит режим	рерриже- оотрежим	Ожижит режим	Рефриже- раг режим	Ожижит режим	Рефриже рот режим
1	25	—	300	300	6324	6324
2	23	—	85,3	85.3	1853	1853
3	25	—	70	70	1532	1532
4	25	—	38	38	850	850
5	25	—	23.8	23,8	537	532
6	V		". 5	If. 5	2Ю	219
7	V	—				
8	0/3	—	4.5			
9	0.128	—	V	4,5	121	iTl
10	0,125	-	11	11	281	281
11	0,12	—	185	18,8	445	445
12	0,115	—	36	36	810	810
13	0,11	—	67	67	1450	1450
14	0105	—	285	285	5975	5975
15	0,13	—	^5	4.5	46	46
Рис. 157. Схема трехступенчатого цикла с двумя детандерами и предварительным азот-
ным охлаждением и изображение процесса на Т—S-диаграмме.
Вычисляем
h2 = /5 — /|с = 537 — 197,4 = 339,6 Дж/моль.
Определяем
/10 = /5 — h2r\Si = 537 — 339,6-0,75 = 281 Дж/моль,
что соответствует при р10 = 0,13 МПа температуре Т10 = 11 К-
Ожижительный режим. Для определения количества
жидкого гелия, полученного из 1 моля гелия, поступающего в дроссель-
ный теплообменник IV (точка 6 цикла), составляем уравнение теплового
баланса IV зоны (см. рис. 157).
292
I* + Qo. С — Х*0 + (1   Х) 110*»
х = ко -* 1* — с = 281 ~ 219 ~ 2 * = 0,256 моль/моль.'
Z10 — i0	281 — 46
(VII-10)
Для определения О2 составляем уравнение теплового баланса III
зоны
(1 + D2) Z4 + (1 + D2 - х) Z10 + qQ, c = (1 + D2 - x) Z12 + Ze + D2Z5; (VII -11)
П —	-- Л2) Ч~ (Ло — ^в) ~T~ (Zi2   Z10) -f- ff0, c __
(Л- /10) + (/12 ~/4)
-	+ 1281 + + 0.256(810-2S1> + 2 _ , 14 моль;иоль
zul — 4U
Для определения Dj составим уравнение теплового баланса II зоны
(1 + D2) /3 + (1 + D2 + D2 — Х) /12 + Чо. С — (1 + Dl + /?2 — Х) 113 + (1 ~Ь /^2) /«?
(VI1-12)
n _ (1 + Dt) ](/3 - /„) + (/12 - /4)] + х (/1з - /12) + qo. с
121 —	=
113 — 112
_ 2,14 [(1532- 1450)+ (810 - 850)]-F 0,256 (1450 - 810)4-1 _ мппк/иопь
—	1450 — 810	— 0,4/моль/моль.
Чтобы выполнить условие, при котором в компрессор и блок ожиже-
ния поступает 1 моль гелия, необходимо найденные по уравнениям (VII-10),
(VII-11) и (VII-12) величины умножить на коэффициент
1 1
1 ~j— Z)j -f- D2 2,53
В результате получим х = 0,101 моль/моль; Dx = 0,18 моль/моль;
D2 = 0,447 моль/моль.
Для проверки правильности расчета составляется общее уравнение
теплового баланса цикла ниже сечения 3—13 (см. рис. 157)
/з — Чо. с = (1 х) /1з + Xi,, + £>1 (/3	/i2) + D2 (/5	/io)>	(VII-13)
откуда
„ (/is — /3) Di (/3 — /12) +- /^2 (/5	Ла) Чо.с  
л —	г	:	—
7 13 — 10
1450 — 46
что обнаруживает хорошее совпадение с пересчитанным результатом урав-
нения (VII-10).^
Расход энергии на получение 1 л жидкого гелия при сжатии газа
в компрессоре
1	26	,
£ 1 05 1
^=0’05-б'1’%6—Ь17 квт-4-
Расход азота g^, определяется из уравнения теплового баланса
/ зоны
li + £ы2‘ж + О — х) Лз + Ч0.с = (1 —х) /и + /3 +	(VI1-14)
(6324— 1532) —0,9(5975— 1450)+ 4	....
£n2 = 1----------	118Оо----------LZ— = 0,061 моль/моль.
0,06Шы	0,061-28	.	,
=----тт----— = ——1-----=0,427 кг на 1 кг сжатого гелия.
2 МНе	4
Расход азота на 1 л жидкого гелия
_0,427р$е __ 0,427-0,125
^N«- х ~	0,1
= 0,535 кг.
293
Принимая расход энергии на 1 кг жидкого азота с учетом потерь при
хранении и транспортировании равным 1,5 кВт-ч, получим, что общий
расход энергии на получение 1 л жидкого гелия
/ = Zfc + ZN2 -= 1.2 + 0,535-1,5 = 2 кВт-ч.
Рефрижераторный режим. В рефрижераторном режиме
по сравнению с ожижительным изменяется только IV зона (см. рис. 157).
Таблица парпметроЬ цикло
№ точки	р, МПа	г. к	1, Д*/моль
1	25	300	6321.
2	25	IkO	3000
3	25	69	15*0
и	25	1.0	900
5	25	19 1	4 18
6	25	15	ЗЮ
7	7	6 5	9^
8	>,3	—	—
9	7,1	Ь5	120
10	1,1	6.5	175
11	и	—	—
12	13	13 7	444
13	1,3	—	-
/4	13	67	И. 60
1.5	13	133	2990
16	13	290	биО
0	13	4 5	1.6
Рис. 158. Схема трехступенчатого цикла с тремя детандерами и изображение
процесса на T—S-диаграмме.
Принимаем параметры из таблицы, помещенной на рис. 157.
Для определения составляем уравнение теплового баланса II зоны
(1	^1) “Н Лг Яо.с — ^1з + (1 — D1)
(VII-15)
П __ (/з - /1з) + (/12 - /4) + Яо. С _ (1532 - 1450) + (810 - 850) + 2
1	13 —14	682	~
= 0,064 моль/моль.
Для определения D2 используем уравнение теплового баланса
/// зоны
(1 - DO /4 + (1 - DJ Ло ч- <7о.с = (1 - />1) Лг + О2/8 + (1 - Dt - £>,)
(VII-16)
_ (1-[(/4-Л2) +(Ло-/«)) +<7о. с _
D2_	j—
0,936(850-810 + 281 - 219)4-2 n
= —----------------------------= 0,31 моль/моль.
olo
Расход азота gN, определяем по уравнению теплового баланса I зоны
_	_/3) _ (/14 _/13)	9] _ (6324 — 1532) — (5975 — 1450) + 8 _
1	.N,	~	11800
1N2 ж
= 0,023 моль/моль;
При пересчете gx2 на 1 кг гелия получим
0,0230-28	;
64 =------4-----= 0,168 кг/кг.
Холодопроизводительность цикла
q9 = (1 —	— О2) (/1о — /в) — ?о.с = 0.626 (281 — 219) — 2 = 36,8 Дж/моль.
Для проверки полученных результатов составляем уравнение всего
цикла ниже сечения 3—13:
/3 + <7о + <7о. с = /is + /^1 (/3 — /12) + (Л — /10):	(VII-17)
Яо — U 1з — /3) — Яо. с + Di (/3 — /12) + О2 (/5	/ц>) —
= —82 — 4 + 0,064-722 4-0,31-241 =38,1 Дж/моль.
Расхождение составляет около 3%. Принимаем q0 = 37 Дж/моль. При
пересчете q0 на 1 кг гелия получим
37
9о = 4-4,18-0,86 =2,57 ВТ Ч>
Расход энергии на сжатие 1 кг гелия
/к = 0,4 1g —---— = 0,4 1,3^'*’°0 = 0,92 кВт-ч.
Р14 Пиз	0,6
Суммарный расход энергии на сжатие гелия и охлаждение азотом
/ =/к 4-/Nj = 0,92-|-0,168-1,5 = 1,160 кВт-ч/кг.
Удельный расход энергии на производство единицы холода
— =	= 452 Вт/Вт.
Я а	2,57
Расчет трехступенчатого цикла с тремя детандерами
Схема цикла (рис. 158) в основном аналогична предыдущей. В данной
схеме азотное охлаждение заменено детандером первой ступени.
Исходные данные:
адибатические к. п. д. детандеров
t], = Из = Из = 0,75;
Разность температур на теплых концах теплообменников Д7\ = Т3 —
-Ти = 2 К; ДТ2 = Т6 - Т12 = 0,4 К; ДТ3 = Т7 - Т10 = 0,2 К;
общий теплоприток из окружающей среды 14 Дж/моль.
295
ВеДем расчет этой схемы так же, как и предыдущей:
hi — /2 —	== 3000 — 030 = 2050 Дж/моль;
7М = 3000 — 2050-0,75 = 1460 Дж/моль;
= /4 — /12 = 900 — 290 = 610 Дж/моль;
/12 = 900 — 610-0,75 = 444 Дж/моль;
Л3 = /6 — /|0 = 310 — 130 = 180 Дж/моль;
= 7в — 180-0,75 = 175 Дж/моль.
Найденным значениям энтальпий соответствуют температуры Ти —
= 67 К, Т12 = 18,7 К и Tiq = 6,3 К- В соответствии с принятыми исход-
ными данными: Т2 = 140 К, Т3 — 69 К, Т4 = 40 К, Т6 = 19,1 К, Т6 =
= 15 К и 7, = 6,5 К-
Для найденных температур в таблице, помещенной на рис. 158,
приведены параметры различных точек цикла.
Ожижительный режим. Из уравнения теплового баланса
IV зоны получим
71о — 7?	<?о. с 175 — 94 — 2	. .
X    2—= ;-==---------------с  = 0,61 МОЛЬ/МОЛЬ.
/ю—»0	175 — 46
Из уравнения теплового баланса III зоны определяем поток, поступающий
в детандер третьей ступени:
г,  (7р	7i2) + (/ю	7?) + х (712 — 710) + дол _
(/12-4) + (/в-7ю)
-26 + 81 +0,61-269 + 4	, ,й
= -----!— Гос-------------- = 1.38 МОЛЬ/МОЛЬ.
zb 1<5о
Из уравнения теплового баланса II зоны
n _ (1 + Дз) [(/3 — 714) + (Zig — /в)] + а: (/14 — /12) + <7о.с _
(714 - 7з) + (74 - /12)
2,38 (50 + 26) + 0,61 • 1016 + 4
=-----1------50 + 456--------- 2 м0ль/м0ль'
Из уравнения теплового баланса I зоны
л (1 + О2 + 7)3) [(/1 — 7t6) + (/14 — /д)] + х (/io — 7Х4) + <7о. с
1	(71о - /1) + (/2 - /м)
4,38(214 — 50)+0,61-4650 + 4	„ „о
=------ --214 + Т540--------= 2>68 М0ЛЬ/М0ЛЬ’
Чтобы выполнить условие, при котором в компрессор и блок
ния поступает 1 моль гелия, необходимо найденные по вышеприведенным
уравнениям величины умножить на коэффициент, равный
_______1_________= 1
1 + Di -|- D2 4" D3 7,06
В результате получим х = 0,086 моль/моль; D± = 0,38 моль/моль;
D2 = 0,282 моль/моль; D3 = 0,196 моль/моль.
Проверяем найденную величину х по уравнению теплового баланса
установки
Л “Ь <7о. С —	+ (1 — Х) Лб + U2- Лй) + ^2 (Л-112) 4~ ^3 Ue Ло); (VI 1-21)
Получим
—214 + 0,38* 1540 + 0,28-456 + 0,196-135 — 14 Л по_
х —----------2--------—------!--------------= 0,085 моль/моль,
Ь0Ь4
что совпадает с ранее определенной величиной х.
296
(VII-18)
(VI1-19)
(VI1-20)
ожиже-
Расход энергии на получение 1 л жидкого гелия
/к = 0,051g --— = 0,05 !Ж,?° - = 1,34 кВтч,
Pie хт1из	0,086 0,6
что в 1,8 раза меньше, чем для двухступенчатого цикла (см. лист 199),
и в 1,5 раза меньше, чем для трехступенчатого цикла с двумя детандерами
и азотным охлаждением.
Рефрижераторный режим. В этом режиме:
Г) _ (Л — Лв) + (714 — /3) + Яо. С _
D1------------~
214 — 80 + 4 п11.
=----тттт:-= 0,114 моль/моль;
1460
n (1 ~ Di) КЛ» ~ /М) + (Лз ~ 4))+?о.с	0,89 (80 + 26) + 4
2	/4-/5	482
= 0,195 моль/моль;	(VII-23)
П (1 -D1- О2)1(/5- Лз) + (Ао-Л)] +<7о.с	0,69 (-26+ 81)+ 4
3 '	/в — /,	-	216	-
= 0,17 моль/моль.
*7о = (1 Di —	— Ds) (Ло — Ц) — <7о. с =
= 0,521 (175 — 94) — 2 = 40,2 Дж/моль = 2,80 Вт-ч/кг. (VII-24)
Расход энергии на сжатие гелия
/к = 0,41g	= 0,93 кВт • ч/кг.
Удельный расход энергии
1	_ ____ 930	__ „Л. р .р
^уд - —----- 331 Вт/Вт.
Этот цикл в 1,6 раза эффективнее в сравнении с двухступенчатым
и в 1,4 раза в сравнении с трехступенчатым с двумя детандерами и предва-
рительным охлаждением жидким азотом. Таким образом, то положение,
что максимальное число детандеров должно ограничиваться двумя, как
это предусмотрено в схемах «Линде», «Артур Д. Литтл» и ИФП АН СССР,
является неоправданным.
УСТАНОВКИ С ТУРБОДЕТАНДЕРАМИ
Эти установки работают по циклам двух давлений или одного давле-
ния с двухступенчатым расширением газа в турбодетандерах, включенных
последовательно или параллельно. Надежность данных установок выше,
чем установок с поршневыми детандерами.
В последние годы производительность установок значительно воз-
росла. При ограниченной производительности установок к. п. д. поршне-
вого детандера выше, чем турбодетандера; при повышении производитель-
ности к. п. д. турбодетандера возрастает и, следовательно, понижается
расход энергии на производство холода.
Гелиевая ожижительно-рефрижераторная установка
фирмы «Линде» (ФРГ)
Установка производительностью по жидкому гелию 100 л/ч работает
по циклу двух давлений с двухступенчатым расширением циркулирующего
газа в турбодетандерах, включенных параллельно. Схема установки изо-
бражена на листе 200.
Циркулирующий гелий поступает в ресивер 3 низкого давления, после
которого сжимается в количестве 1800 м3/ч в трехступенчатом винтовом
297
компрессоре 1 до давления 0,816 МПа. После сжатия поток разделяется
на две части. Одна из них — около 1200 м3/ч — расширяется в турбо-
детандерах 11 и 12, а другая в количестве около 600 м3/ч поступает на
дополнительное сжатие до 2,6 МПа в поршневой компрессор 2 и далее —
на ожижение.
Часть гелия с давлением 0,8 МПа, охлажденная в теплообменнике 5
до температуры 50—70 К, расширяется в турбодетандере первой ступени 11
до давления 0,11 МПа. Оставшаяся часть охлаждается в теплообменниках 6
и 7 до температуры 18—25 К и расширяется в турбодетандере второй сту-
пени 12 до давления 0,112 МПа, в результате чего охлаждается до темпе-
ратуры 12 К и далее поступает в межтрубное пространство теплообмен-
ника для охлаждения прямого потока гелия более высокого давления.
В теплообменнике 9 гелий прямого потока под высоким давлением охла-
ждается и затем дросселируется до давления 0,7—1,0 МПа. Далее он
охлаждается в теплообменнике 10 и поступает в охлаждаемый объект 21,
где после дополнительного дросселирования частично ожижается. Газ
обратного потока из сборника жидкого гелия 13, турбодетандеров 11 и 12
направляется противотоком в межтрубное пространство теплообменни-
ков 10—5.
В случае ожижительного режима гелий дросселируется после тепло-
обменника 10 до давления 0,12 МПа и направляется в сборник жидкого
гелия 13, а жидкий гелий в количестве 100 л/ч сливается в сосуд 22. Пони-
женное значение удельной холодопроизводительности цикла в повышенный
расход энергии по сравнению, например, с установкой фирмы «Зульцер»
объясняются меньшим к. п. д. турбодетандеров и неоптимальными темпе-
ратурными уровнями работы турбодетандеров. Для пополнения системы
в ожижительном режиме гелий подают из газгольдера 16 в компрессор 15,
где он сжимается до 5 МПа, очищается от Н2О и СОа при температуре жид-
кого азота около 80 К в блоке очистки 18. Для создания вакуума в раз-
личных частях установки предусмотрены вакуум-насосы 19 и 20.
Вентиль 3 предназначен для работы в пусковой период, когда нижняя
часть установки охлаждается холодным газом из турбодетандеров.
При повыщении к. п. д. турбодетандеров и более оптимальном исполь-
зовании их, снижении разности температур на теплых концах теплообмен-
ников 7 и 9 и 10 эффективность установки значительно возрастает.
Схема процесса иллюстрируется рис. 159, где представлены Т—S-
диаграмма и таблица параметров различных точек цикла. Арабскими циф-
рами 1—20 обозначены точки цикла, характеризующие состояние гелия.
Ниже приведен расчет рефрижераторного и ожижительного режимов
работы установки. При составлении уравнений теплового баланса I, II
и III зон цикла пользуемся эксплуатационными показателями, представ-
ленными в таблице (см. рис. 159).
Рефрижераторный режим. Для определения потока газа,
поступающего в детандер первой ступени, составляем уравнение теплового
баланса I зоны:
/1 + Лв + ?о. с = /20 + (1 - />1) /« +	(VI1-25)
D, = (/1-Ао) + (/18 -/в)+Уо.с = 210-30 + 4 = 0>288 моль/моль>
/ 4 — 1 g	u4u
Для определения потока газа, поступающего в детандер второй сту-
пени, составим уравнение теплового баланса II зоны:
П (1 ~ -Di) 1(/в- Лв) + (/18- /»)] + <Zo.c 0,712 (30+51)+ 4,
2	/8 - /9	258
= 0,240 моль/моль.	(VI1-26)
Из уравнения теплового баланса III зоны находим холодопроизво-
дительность цикла <?0:
</о = (1 — Di — £>2) (/1в — /9) — qo. с = 0,472-51 — 4 = 20 Дж/моль. (VII -27)
298
Г7 д/i и цо параметров цик/iu
N точка	Р, МПа	Г. к	I, //ж/моль
1	0,816	300	6300
2	2,6	300	6300
3	2/6	70	1510
4	0,816	70	1510
5	20	39	870
6	0,816	39	870
7	20	—	510
3	0,816	22,2	510
9	2,6	12,7	252
10	20	—	—
11	0,7	—	—
12	0,7		—
13	0,13	'4.5	
/4	0,13	^,5	120
15	0,13		—
16	0,13	12	303
11	0,13	—	—
18	0,13	37,5	8^0
19	0,12	5,5	1200
20	0,108	290	6090
0	0,13	4.5	46
Рефрижераторный ре*им
Qz 19 дж/моль
0,-0,253 моль/моль
Of-0,336 моль/моль
Z/9z600 Вт/От
Ожижительный режим
К-00380 моль/моль
О,z 0,550 моль/моль
О2~0,270 моль/моль
Схема цикла с двухступенчатым расширением гелия в турбодетандерах, включенных параллельно,
и изображение процесса на Т—S-диаграмме.
Расход энергии на сжатие 1 кг гелия
( 0,33 1g -£*- + 0,67 1g -£- )	0,4 (0,33 lg + 0,67 lg )
; _	\	P20	P20 / _	\	*»UO	1,UO /
Пиз	“	+6	-
= 0,7 кВт-ч.
При пересчете холодопроизводительности (в Вт-ч/кг) получим
9» = 4Тб = 1,39 Вт ч/кг-
тг • O>U
Удельный расход энергии на единицу холодопроизводительности
z™=^ = tS=504 Bt/Bt-
Часовой расход газа
G = vV^2-= 1800-0,18-^-= 295 кг.
11	оии
Расход энергии на сжатие газа I = lKG = 0,7-295 = 207 кВт.
Удельный расход энергии на единицу холода
z-=^=2%F=593 BtzBt-
Расхождение между расчетными показателями и эксплуатационными'
данными фирмы «Линде» объясняется неточностью принятых значений qo с,.
ДТ =	- Т20-
Ожижительный режим. Принимаем, что в точку 9 цикла
поступает 1 моль сжатого газа, из которого после дросселирования
в точке 0 образуется х (в молях) жидкости. Для определения х состав-
ляем уравнение теплового баланса III зоны
А + Чо. с = xi0 + (1 — х) Ав!	(VI1-28);
х =	= 0,191 моль/моль.
Ав — *в	303 — 46
Из уравнения теплового баланса II зоны определяем D 2 — поток:
газа, поступающий в детандер второй ступени,
г. _ Gt — Ав) 4- (Ав А)+хA 1g Ав) + ffo.с
(Ав + A)+JA — Ав)
30 + 51+0,191-537-1-4	.
=----!---'оП-, о»-,--— = 1,05 моль/моль.	(VI1-29).
— Ou ZUZ
Поток газа, поступающий в детандер первой ступени, находим из-
уравнения теплового баланса I зоны
г, _ (1 — Qg) КА — Ао) 4- (Ав — А)1 + х (Ав — Ав) + д0, с
(Ав - А) + (А-Ав)
2,05(210 — 30)+ 0,191-5250 + 2	„ п, ,	.....
= —-—1-----2Г216~+ 67Ь----“-=2,95 моль/моль.	(VI1-30)
Чтобы выполнить условие, при котором в компрессор и блок ожиже-
ния поступает 1 моль газа, необходимо найденные по уравнениям (VII-28),
(VII-29) и (VII-30) величины умножить на коэффициент
1	1
1 +	+ Z>2	5 В *
В	результате	умножения	получим	х = 0,0382 моль/моль; =
= 0,59 моль/моль;	Z>2	=	0,21	моль/моль.
300
Для проверки найденной величины х составляем общее уравнение те-
плового баланса установки
Л. + ?О. С — 0 — х) Лм> + Xi0 +	(Ц — Лв) + ^2 U8 — 11в);
-210 + 0,59-670 + 0,21-207— 10 Л
х =-------1—1----гтттт------------- = 0,0378 моль/моль.
(VII-31)
6044
Значения х достаточно хорошо совпадают.
Часовая производительность установки
Gx 295-0,0382	.. ,
-6,125- -=9! Л/Ч-
ГЖ
Удельный расход энергии
207
I =-££_ = 2,26 кВт-ч/л.
J 91
Гелиевая ожижительно-рефрижераторная установка
фирмы «Хитачи» (Япония)
Установка позволяет получать жидкий гелий в количестве до 150 л/ч
ъ ожижительном режиме и имеет холодопроизводительность до 500 Вт
при температуре 4,5 К в рефрижераторном режиме.
В этой установке применяют двухступенчатое расширение гелия в тур-
бодетандерах, расположенных последовательно. Схема установки приве-
дена на рис. 160. Арабскими цифрами 1—19 обозначены точки цикла, ха-
рактеризующие состояние гелия.
Гелий, поступающий из газгольдерах/, сжимается в компрессоре I
до давления 1,7 МПа, охлаждается в холодильнике II и поступает в блок
ожижения. Перед теплообменником III сжатый гелий делится на две части:
одна из них — холодопроизводящая — расширяется в двух последова-
тельно расположенных детандер ах VI и VII, а другая часть — ожижаемая—
охлаждается и затем ожижается.
Холодопроизводящая часть гелия охлаждается дЬ температуры 81 К
в теплообменнике III и поступает на охлаждение в испаритель азота IV и
потом теплообменник V, в котором его температура понижается до 48,5 К,
затем расширяется в турбодетандере VI до давления 0,63 МПа. Далее холо-
допроизводящая часть гелия охлаждается в теплообменнике VIII до тем-
пературы 18,3 К и расширяется в турбодетандере VII до давления 0,13 МПа,
после которого поступает в межтрубное пространство теплообменников
VIII, V и ///.для охлаждения прямого потока и снова сжимается в ком-
прессоре I, замыкая цикл.
Ожижаемая часть гелия охлаждается последовательно в теплообмен-
нике III, испарителе азота IV, теплообменниках V, VIII и IX. Из средней
части теплообменника IX сжатый газ дросселируется до давления 0,8 МПа
и снова охлаждается в теплообменнике IX до температуры 5,2 К.
После повторного дросселирования парожид'костная смесь собирается
в сосуде X, из которого при давлении 0,13 МПа и температуре 4,5 К отво-
дится жидкость как конечный продукт, а газ направляется в межтрубное
пространство теплообменников для охлаждения прямого потока и после
теплообменника III также поступает на сжатие в компрессор I.
Схема процесса иллюстрируется рис. 160, где представлены Т—S-
диаграмма и таблица параметров цикла.
Ниже приведен расчет ожижительного и рефрижераторного режимов
работы установки.
При составлении уравнений теплового баланса зон пользуемся дан-
ными, приведенными в таблице на рис. 160.
Ожижительный режим. Принимаем, что в точку 9
цикла поступает 1 моль газа.
301
Для определения х составляем уравнение теплового баланса IV
зоны (см. рис. 160)
Таблица параметров цикла
Nt точек	МПа	1	
1	1,7	300	6305
2	1,7	—	—
3		81	1754
4	1,7	48.5	1070
5	1.7		
6	0,63	39	880
7	0,6 2	18.3	4 24
8	0,13	1^8	520
9	1,55	12	242
/0	1,55	0,9	106
11	0,8	-	106
12	0,8	5,2	65
15	0,13	4,5	65
/4	0,15	4,5	46
15	0,15	4,5	121
16	0,125	11,35	288
17	0,12	55	795
18	0,11	78	1680
19	0,108	290	6100
Рис. 160. Принципиальная схема установки фирмы «Хитачи» (Япония) и изо-
бражение процесса на Т—S-диаграмме.
Из уравнения теплового баланса IV и III зон находим количество газа,
поступающего в детандеры:
/6 -г DI* + qQ. с = (1 + D - х) /17 + D (/7 - /8) + xf0;	(VI1-33)
п  (Дб— Л?)Ч-*(Л7 — *о) 4- <7о. С __
(810 — 795) + 0,174-749 + 8
— 19+136
= 1,32 моль/моль.
Чтобы выполнить условие» при котором в компрессор и блок ожижения
поступает 1 моль газа, умножаем найденные по уравнениям (VI1-32) и
302
(VI1-33) величины на коэффициент = ^2~- Для пРовеРки полу-
ченных величин составляем уравнение теплового баланса для части блока,
лежащей ниже сечения 3—18 (II, III и IV зоны)
19 + <7о. с = (1 - х) Z18 + xi9 + D ((Z4 - Ze) + (Z7 - /,)] =
= 1754+ 12 = 0,925-1680 + 0,075-46 + 0,57 (256+ 136).	(VII-34)
Неодинаковость правой и левой частей уравнения составляет вели-
чину 14 Дж/моль, или 0,77%.
Расход энергии на получение 1 л жидкого гелия
1 17
® 1 1
' = 'к + Ч = °-05 огё75 + !’2 = 2’52 кВт’4-
По данным фирмы «Хитачи» расход энергии составляет 2,55 кВт-ч/л.
Рефрижераторный режим. Холодопроизводительность
определяем из уравнения теплового баланса IV зоны (см. рис. 160).
При поступлении в точку 9 цикла 1 моль сжатого гелия
7» + <?о + Яо. с =
<70 = 288 — 242 — 4 = 42 Дж/моль.
Для определения потока газа D, поступающего в детандеры, состав-
ляем уравнение теплового баланса //, III и IV зон (ниже сечения 3—18)
(7 s 7g) + q0 + q0. с = D [(Z4 — 7«) + (Z7 — Z8) + (Z18 — Z8)J
74 + 42 + 12 = D-220, откуда D = 0,58 моль/моль.
Расход энергии на сжатие 1 кг гелия
.	17
® 1 10
1К = 0,4	= 0,8 кВт-ч.
и,О
Расход энергии на охлаждение гелия жидким азотом
=0,41 кВт-ч/кг.
Суммарный расход энергии на сжатие 1 кг гелия и получение жидкого
азота
z = /к н-ZNs = 0,8 + 0,41 = 1,21 кВт-ч.
Ввиду того что'холодопроизводительность подсчитана на 1 моль гелия
в точке Р, для пересчета холодопроизводительности на условия в точке 1
необходимо умножить на коэффициент :
= 1 '^°в~ = "nir = 26 Дж/моль’ или 4~|в‘ = *’85 Вт-ч/кг.
Удельный расход энергии на единицу холодопроизводительности
'»= / 655
а по данным фирмы «Хитачи»,
1 I 345 000 п /П
Z™ = ^=~500~ = 690 Вт/Вт-
Отличие расчетных показателей от эксплуатационных данных фирмы
«Хитачи» объясняется тем, что к. п. д. компрессора TjH3 для машин фирмы
равен 0,55 вместо принятого нами значения 0,6.
303
Гелиевая ожижительная установка фирмы «Зульцер»
(Швейцария)
Эта установка имеет производительность по жидкому гелию 800 л/ч.
В установке используется цикл двух давлений (0,885 и 1,63 МПа) с после-
довательным двухступенчатым расширением циркулирующего газа в тур-
бодетандерах и предварительным охлаждением жидким азотом, что значи-
тельно усложняет установку.
/V?	Р, МПа.	Г. К	/, Дж/моль	8	1,6 2	40,5	902
				9 <	0,815	40,5	900
1	0,108	295,2	6196	10	1625	32	711
2	0,865	300	6303	11	0,k	32	125
3	1,63	300	'6310	12	0,4	15,1	310
4	—	—	—	13	0,4	14,5	358
5	—	—	-	1k	1fi2	10,2	188
Рис. 161. Принципиальная схема гелиевой ожижительной установки фирмы «Зульцер»
(Швейцария) и изображение процесса на Т—S-диаграмме.
Принципиальная схема установки и изображение процесса на T-S-
диаграмме приведены на рис. 161. Арабскими цифрами 1—26 обозначены
точки цикла, характеризующие состояние гелия.
Циркулирующий гелий сжимается в трехступенчатом компрессоре
до давления 0,885 МПа. Около 32 % этого количества поступает на допол-
нительное сжатие до 1,63 МПа, а после сжатия обе части направляются
в блок ожижения.
304
Циркулирующий гелий охлаждается в теплообменниках I и II до
температуры 81 К. Охладившись затем в теплообменнике III до 40,5 К,
циркулирующий гелий расширяется в первом турбодетандере Z>j до давле-
ния 0,4 МПа, при этом температура его понижается до 32 К.
Далее циркулирующий гелий охлаждается в теплообменнике V, сме-
шивается с газом, поступающим из первого дросселя, и с температурой
смешения около 14,5 К направляется на расширение в детандер Z>2 до
Рис. 162. Принципиальная схема гелиевой рефрижераторной установки и изображение
процесса на Т—S-диаграмме.
давления 0,12 МПа, охлаждаясь при этом до 10 К. Холодный газ из детан-
дера £>2 подогревается последовательно в теплообменниках VI, V, IV,
III и I и далее, замыкая цикл, сжимается в компрессоре.
Гелий повышенного давления охлаждается последовательно в тепло-
обменниках I, II, III, IV, V, VI и VII до температуры 6,1 К, дроссели-
руется до давления 0,4 МПа. После этого примерно половина его смеши-
вается с газом, идущим в детандер, а вторая половина дополнительно
охлаждается в теплообменнике VIII и повторно дросселируется. В резуль-
тате дросселирования до 0,125 МПа образуется около 55% жидкости (счи-
тая от общего количества), которая отводится из установки как конечный
продукт, а газ направляется в теплообменник для охлаждения прямого
потока. Система пополняется сжатым и охлажденным до 80 К гелием
в точке 6.
Ниже приведен поверочный расчет ожижительного режима, цель ко-
торого — проверить значения приведенных в таблице (см. рис. 161)
20 И. П. Усюкин	305
эксплуатационных параметров цикла, необходимых для расчета расхода
энергии в установке.
Для определения х составим уравнение теплового баланса V зоны,
принимая, что в точку 18 цикла поступает 1 моль газа:
ha + Яо. с = •**’<) + (1 — *) 11»;
/,,—118 — Яо. о 122— 78 — 2 Л --	.
х =	। 8 ;  с = —------—— = 0,55 моль/моль.
118 — »о	122— 46
По данным фирмы, количество газа до дросселирования в точке 18
равно 0,155 моль, количество жидкости после дросселирования в точке
0 — х = 0,0835 моль. Отношение этих величин °l08?f = 0,54 моль/моль,
и, loo
и Это совпадает с расчетным значением.
Составим уравнение теплового баланса IV и V зон ниже сечения 14—
15—21
0,32/i4 + </о. с = 0,165-210 + 0,0835io + 0,0715/а1;	(VII-35)
0,32-188 + 9О. с = 0,165-210 + 0,0835-46 + 0,0715-260,
откуда <70. с = 2,3 Дж/моль.
Уравнение теплового баланса установки ниже сечения 6—7—25
имеет вид
0,32/. + 0,68/7 + <7о. С = 0,917/28 + 0,68 (/, - /ц) + 0,845 (/13 - /21), (VII-36)
Яо. с = 13 Дж/моль.
Уравнения (VI1-35) и (VI1-36) дают удовлетворительное совпадение
данных фирмы и подсчитанных по Т—S-диаграмме величин, так как не-
вязки q0 с имеют незначительную относительную величину.
Расход энергии на получение 1 л жидкого гелия представляет собой
сумму затрат на сжатие гелия и производство жидкого азота

1 — 1К + Ч;
0,4 (0,32 1g — + 0,681g
\_____________Рг____________Pi /
‘Пиз
0,6
кВт-ч/кг.
Принимаем qOtC — 12 Дж/моль.
Расход жидкого азота на охлаждение 1 моль гелия определяется из
уравнения теплового баланса I зоны
а 0,32 (Z2 - Z7) + 0,68 (Z8 - /в) + 0,917 (7г - Z25) + <7о. с _
г290Д £Nt
/N1
0,32 (6303 — 1752) + 0,68 (6310 — 1754) — 0,917 (6196 — 1705) + 12
“	11 800
— 0,038 моль/моль.
Расход жидкого азота на 1 кг сжатого гелия
Мм	28
= 0(038 = 0(266 кг-
При расходе энергии 1,5 кВт-ч на 1 кг жидкого азота суммарный]рас-
ход энергии /к + In, = 0,7 -|- 0,266-1,5 = 1,11 кВт-ч/кг.
Расход энергии на 1 л жидкого гелия
,	1,11-0,125	.	_
^УД ~	0,083	= 1.70 кВт-ч.
306
В этой установке на теплом конце теплообменника I предусмотрена
разность температур, равная 4,8 К, в то время как во всех предыдущих
схемах 10—15 К. При ДТ = 10 К расход жидкого азота gu, = 0,34 кг/кг,
а суммарный расход энергии I = 1,84 кВт«ч/л. Расход энергии был сокра-
щен в сравнении с другими схемами в результате повышения к. п. д. де-
тандеров (в сравнении с установкой фирмы «Линде» в первой ступени
к. п. д: повышен с 0,65 до 0,78, а во второй ступени — с 0,7 до 0,81) и
вследствие уменьшения разности температур на теплых концах теплооб-
менников.
УСТАНОВКИ ДЛЯ ПОЛУЧЕНИЯ ТЕМПЕРАТУР НИЖЕ 2 К
Эти установки работают в основном в рефрижераторном режиме:
охлаждают объект до температуры 1—2 К. Схемы установок базируются на
холодильных циклах с многоступенчатым расширением гелия в турбо-
детандерах, расположенных последовательно.
В установках применяют глубокий вакуум до 1,6 кПа.
Гелиевая рефрижераторная установка фирмы «Линде»
(ФРГ)
Гелиевая рефрижераторная установка фирмы «Линде» (ФРГ) имеет
холодопроизводительность 300 Вт при температуре 1,8 К. В этой установке
(рис. 162) применяют двухступенчатое расширение гелия в турбодетан-
дерах и дросселирование жидкого гелия до давления 1,6 кПа. Изображе-
ние процесса на Т—S-диаграмме и таблица параметров цикла представ-
лены на рис. 162. Арабскими цифрами 1—26 обозначены точки цикла, ха-
рактеризующие состояние гелия.
В компрессоре I сжимается около 150 г/с гелия от 1,05 до 2 МПа.
К компрессору I газообразный гелий поступает под давлением
0,105 МПа из буферной ёмкости III, в которую направляется 120 г/с
гелия из блока ожижения, а остальное количество (30 г/с) — из вакуум-
насоса XXIII, в котором сжимается от 0,001 до 0,105 МПа. Сжатый до
2,0 МПа гелий поступает в блок ожижения II, где он делится на две части:
одна из них (120 г/с) охлаждается в теплообменнике IV вакуумным гелием,
другая часть (30 г/с) в теплообменнике V обратным потоком гелия с да-
влением 0,105 МПа.
Холодный блок системы работает под вакуумом, поэтому не исклю-
чено подсасывание воздуха из атмосферы. Для удаления кислорода и азота
из гелия установлены адсорберы VI и VII, заполненные активированным
углем и работающие периодически при температуре 78 К. После адсорбе-
ров часть потока в количестве 120 г/с расширяется в турбодетандере пер-
вой ступени XVIII, а другая часть (30 г/с) поступает на ожижение в после-
дующие теплообменники.
При расширений гелия в турбодетандере XVIII с 2 до 0,8 МПа его
температура понижается с 80 до 60 К. Гелий из турбодетандера XVIII
охлаждается в теплообменнике IX до температуры 18 К и расширяется
в турбодетандере второй ступени XIX с0,8 до 0,12 МПа, при этом темпера-
тура его понижается до 10 К. Для работы во время пускового периода
установлен адсорбер VIII (очистка от N2 и О2), заполненный активирован-
ным углем.
Расширенный гелий из детандера XIX направляется обратным пото-
ком в теплообменник XI, где смешивается с обратным потоком, поступаю-
щим из танка XXII, через теплообменники XII и XIV. Далее смесь нагре-
вается в теплообменниках IX, VIII, V и, замыкая цикл, .снова сжимается
в компрессоре /.
Оставшееся количество гелия (30 г/с) охлаждается .в теплообмен-
нике VIII примерно до 60 К и затем-также делится на две части. Одна из
20*	307
них (17 г/с) охлаждается в теплообменниках IX, XIV, дросселируется
до давления 0,7 МПа, охлаждается в теплообменнике, после чего венти-
лем XX дросселируется до 0,12 МПа, образуя смесь жидкости и пара;
жидкость испаряется в испарителе XV. Образовавшийся пар из испари-
теля XV поступает обратным потоком через теплообменники XIV и XII,
соединяется с потоком из детандера XIX и совместно с ним подогревается
в теплообменниках XI, IX и VIII, V, понижая температуру прямого
потока.
Другая часть гелия (13 г/с) после теплообменника VIII охлаждается
в теплообменниках X, XI, XIII и XV, после чего дросселируется с 2 до
0,3 МПа и охлаждается до 5 К, а в теплообменнике XVI — до темпера-
туры 3,5 К. Далее этот поток дросселируется до 0,05 МПа и охлаждается
в теплообменнике XVII до температуры 1,9—2,3 К. Перед поступлением в
калориметр XXI жидкий гелий снова дросселируется до давления 1,6 кПа,
при котором жидкость испаряется, охлаждая объект, при температуре
1,8 К. Получающийся пар из калориметра XXI проходит теплообменники
XVII, XVI, XIII, X, VI, отдает свой холод и направляется при дав-
лении 1,2 кПа в восьмиступенчатый вакуум-насос XXIII, после сжатия
в котором до давления 0,1(15МПа поступаете компрессор /. Потери дав-
ления в вакуумной линии от калориметра до вакуум-насоса составляют
всего 0,4 кПа.
Установка может работать в ожижительном режиме без вакуума.
Жидкий гелий в количестве 120 л/ч сливается из танка XXII. Возможен
и комбинированный режим,
когда из танка при давлении
0,125 МПа отводится некоторое
количество жидкости, объект
охлаждается в калориметре при
температуре 1,8 К. Техническая
характеристика установки при-
ведена ниже.
Холодопроизводительност}» при
Т= 1,8 К, Вт	380
Производительность по жидкому
гелию, л/ч .................... 120
Расход энергии на производство
холода l/qo, Вт/Вт...........	1740
Гелиевая рефрижераторная
установка фирмы
«Артур Д. Литтл» (США)
Эта установка имеет не-
большую холодопроизводитель-
ность при температуре около
2К. Схема установки представ-
лена на рис. 163.
Цикл, по которому рабо-
Рис. 163. Схема гелиевой рефрижераторной тает установка, имеет два тур-
установки фирмы «Артур Д. Литтл» для полу- бодетандера, расположенных
чения температуры 2 К.	параллельно, и предваритель-
ное охлаждение жидким азотом.
Гелий,, сжатый в компрессоре К до давления 0,15 МПа, охлаждается
газообразным азотом и циркулирующим гелием в теплообменниках / до
температуры, близкой к 85 К. Далее гелий охлаждается до температуры
79 К жидким азотом в теплообменнике II. Охлажденный до 79 К гелий
делится на два потока: один из них поступает в левую часть схемы и ча-
стично расширяется в турбодетандере £> J до давления 0,12 МПа, а другой
308
поток охлаждается в теплообменнике III. Оставшаяся часть потока из
теплообменника II при давлении 1,5 МПа поступает в правую часть схемы
и охлаждается в теплообменнике VI.
Гелий после теплообменника III охлаждается в теплообменнике IV
и также делится на две части. Одна из них идет в детандер D 2, где расши-
ряется с 1,5 до 0,13 МПа, охлаждаясь при этом до 6,5—7 К, а другая охла-
ждается в теплообменнике V до 7 К. Охлажденный в теплообменнике V
гелий соединяется с прямым потоком из теплообменника VI, который охла-
ждается вакуумным гелием, поступающим из калориметра VIII. Смесь
холодного гелия под давлением 1,5 МПа при температуре около 7 К на-
правляется на охлаждение в теплообменник VII, где понижает свою тем-
пературу примерно до 2,3 К. Вакуумный гелий на выходе из теплообмен-
ника VII будет иметь пониженную температуру. Для лучшей рекуперации
холода обратного потока в теплообменнике VII необходимо производить
промежуточные дросселирования прямого потока: обоснованность этого
показана ранее.
ОПРЕДЕЛЕНИЕ ОПТИМАЛЬНЫХ ПАРАМЕТРОВ СХЕМ
ГЕЛИЕВЫХ РЕФРИЖЕРАТОРНЫХ И ОЖИЖИТЕЛЬНЫХ УСТАНОВОК
Большинство схем действующих гелиевых рефрижераторных и ожи-
жительных установок построены без достаточно тщательного анализа
возможной их эффективности и оптимизации процессов и оборудования.
Об этом свидетельствуют и значительно отличающиеся показатели эффек-
тивности установок, приведенные в табл. 43 (см. с. 321).
Один из наиболее важных показателей эффективности — удельный
расход энергии /уд — f (р, Т, a, i]s); для рефрижераторных установок
/уд = — представляет собой отношение расхода энергии к холодопроиз-
°	1 I
водительности, для ожижительных установок /уд = —-------отношение
расхода энергии к количеству жидкого гелия. Для получения минималь-
ных значений /уд и максимальных значений q0 и х необходимо определить
оптимальные параметры: начальное давление, температуры газа перед
детандерами, разность температур на теплых концах теплообменников
и изоэнтропический к. п. д. детандеров.
Для определения оптимальных параметров схем гелиевых установок
разработан метод расчета рефрижераторных и ожижительных циклов, на
основе которого с помощью ЭВМ рассчитаны двух-, трех- и четырехступен-
чатые циклы с детандерами (начальные давления рн = 0,5; 0,8; 1,0; 1,5;
2,0 и 3,0 МПа). Расчет выполнен при условии, что сопротивление прямому
потоку Др = 0,05 МПа, а давление обратного потока рк = 0,143-=
-4-0,108 МПа (принято рк = 0,1 МПа). Потери холода с в решающей
степени зависят от производительности установок, температурного уровня
производства холода и компоновки установок. Чтобы избежать исполь-
зования необоснованных значений потерь холода, величина qo_ с из рас-
четов была исключена.
В качестве примера, иллюстрирующего определение оптимальных па-
раметров для различных схем, взят расчет схемы ожижительно-рефриже-
раторной установки (рис. 164), работающей по циклу с детандерами,
включенными параллельно.
Расчет выполнен для рефрижераторного и ожижительного режимов.
Арабскими цифрами 1—16 обозначены точки цикла, характеризующие
состояние гелия.
Для определения оптимальных параметров цикла задают только на-
чальную температуру сжатого газа 7\ = 300 К. При различных значе-
ниях начального давления ря для заданных температур Т^отЮОКдо
388
309
250 К), Tt (от 15 до 170 К) и Тв (от 9 до 80 К) газа, поступающего в детан-
деры, определяют по Т—S-диаграмме1 /2, /4, /в.
Для каждого давления рх определяют по Т—S-диаграмме hlt hz
и Л3; задают к. п. д. детандера = 0,6, 0,7, 0,8 и 0,9 для каждой ступени
и находят h^s, /г2, т]$ ЛзТ^-.
По соответствующей формуле вычисляют энтальпию газа, выходя-
щего из каждой ступени /14, /12 и /10, и по диаграмме Т—S находят
Т14, Лг и Tio. При.известных Т14, 7'12 и Т1о, принимая а = 0,01, 0,02,
Рис. 164. Схема трех-
ступенчатого гелиевого
рефрижераторного
(ожижительного) цик-
ла. К приближенному
расчету на ЭВМ.
А2 = Л — /гг
0,03, 0,04, для каждого заданного давления вычис-
ляют Т3 = 1,01 Т14; 1,02Т14; 1,03Т14; 1,04Т14. Таким
же образом определяют То и Т7, а затем по диа-
грамме T-^S находят /3, /б и /7.
При известных параметрах в каждой зоне с по-
мощью уравнений теплового баланса определяют
детандерные потоки D19 D2 и D3. При известных
D19 D2 и />3 вычисляют q0 для рефрижераторного
режима и х для ожижительного режима.
После уточнения D19D2 и Ь3 при пересчете на
1 мрль газа, поступающего из компрессора, опреде-
ляют— при различных Т1из для рефрижераторного
I
и — для ожижительного режимов.
Рефрижераторный режим
/зона
Т2 задано рядом следующих значений: 250, 220, 200, 180,
160, 140, 120 и 100 К.
/г определяют по Т—S-диаграмме.
А] = /2 — /и; определяют по Т—S-диаграмме при
S = const.
qSi = 0,6; 0,7; 0,8 и 0,9.
/14	^2 “ At]s > Т14 находят по Т—S-диаграмме.
Т3 = 1,01Т14; 1,027\4; 1,04Т14.
/3 = f (Т3, рн) — определяют по Т—S-диаграмме.
п г(Л-Лб) + (Л4-/з)
U1 = ------г	------- •
*2 — 13
II зона
Т4 задано рядом следующих значений: 170, 130, 100, 70,
40, 35, 30, 26, 23, 20, 18 и 15 К.
/4 = f рн) определяют по Т— S-диаграмме,
определяют по Т—S-диаграмме при S = const.
= 0,6; 0,7; 0,8 и 0,9.
Л2 — Ц ~ htflse
7\2 = f (/12, рн) определяют по Т—S-диаграмме.
Ть = 1,017\2; 1,027\2; 1,047\2.
/5 = f (Рн, П).
П2 = ft .P.P.Jft*	определяют по Т—S-диаграмме.
/4 — /5
1 При расчете на ЭВМ удобнее пользоваться термодинамическими таблицами.
310
HI з она
Te задано рядом.следующих-значений: 80, 70, 60» 50, 40, 30, 20, 18, 16, 14, 13, 12,
11, 10 и 9 К.
7e = f (Тв, рн) определяют iio Г—S-диаграмме.
h3 = Iq — Zi0; 7?а определяют по T—S-диаграмме при S = const.
= 0,6; 0,7; 0,8 и 0,9.
Ло = ^6
T10 = f Vio Рн) определяют по T—S-диаграмме.
T7=l,01T10; l,O2Tlo и l,O4Tlo;
Z7 = f (T?, рн) находят по T — s-диаграмме
_ (1 - Dt - D2) [(Z6 - Z12) + (Z10 - Z7)J
— - ---------------------,--------.
7в — '7
IV зона
g0 = (1 Z)x D2 — D3) (110 — Z7).
Для проверки g0 находят ее величину из уравнения общего теплового
баланса установки
Qo — (Лб Л) 4“	(^2	14) 4“ ^2 (Л 1$) 4" D3 Vo — I ю)*
Для уточнения численных значений Db D2, D3 и qQ рассчитывают
цикл в обратном порядке, начиная с IV зоны, принимая, что количество
газа в точке 7 равно 1 моль.
IV зона
Тб задано рядом следующих значений: 9, 10, 11, 12, 13, 14, 16, 18, 20, 25, 30 и 40 К.
7б = f (Т6, рн) определяют по Т—S-диаграмме.
h3 — 76 — Zf0 определяют по Т—S-диаграмме при S == const.
= 0,6; 0,7; 0,8 и 0,9.
Ло = ^6	•
Т10 = f (Ло, Рк) определяют по Т—S-диаграмме.
Т7=1,О1Т1о; 1,02Т10 и 1,О4Т1о.
Qo = (Ло Л)*
III зона
Т4 задано рядом следующих значений: 15, 18, 20, 23, 26, 30, 35, 40, 70 и 100 К.
Z4 = f (Т4, рн) определяют по Т—S-диаграмме.
h2 = Z4 — Zf2 определяют по Т—S-диаграмме при S = const.
Л2 = I4 — h2^s9-
Т12 = f (Z12, p4) определяют по T—S-диаграмме.
Т5=1,01Т12; 1,02Т12 и 1,04Т1а.
Z5 = f (Тб, рн) определяют по Т—S-диаграмме.
_ДЛ-/12)4-(Ло--/7)
3	(/в-Ло)-(Л~Л2)в
II зона
Тъ задано рядом следующих значений: 250, 200, 180, 160, 140, 120 и 100 К.
Z2 = f (Тъ, рн) определяют по Т—S-диаграмме.
Л1 = Z2 — Zf4 определяют по Т—S-диаграмме при S = const.
Л4 = ^2 —
= f (Г14, Z 14) определяют по Т—S-диаграмме.
lfi2Tu; 1,04Тм.
Z3 = f (Т3, рн) определяют по Т—S диаграмме.
(1+^)[(/3-/14)-|-(Л!»-/6)]
2	(/*-'/И)-(/з-/и)
311
/зона
Ti = 300 К И Ри = 0,5; 0,8; 1,2; 2,0; 3,0 и 5,0 МПа.
Тх = 1,01Тм; 1,02Г1в; 1,04Тм.
п, (1 + £>2 + Оз) КА - Лв) - (Zu - /3)1
х“ (А — А«) — (Л — Ав)
Принимая, что количество газа, поступающего из компрессора G1 =
= 1 моль, получают потоки в различных точках цикла (см. рис. 164):
В в	точке точке	/: 2:	1 4~	^2 ~Ь	р 1 4-	+ ^2 1 + ^2 + ^3	_ 1 	 ту . 1	+ ^2 + ^3	Ь
в	точке	4:		* ~Ь		 1	/Тк 4- пл-
			l+D[+Di + Di	{Dl+ 2)1
в	точке	6:	
				!	— 1 	(п. п ПЛ
			l+D{ + Di + D^	(D1+ 2+ s)
Холодопроизводительность
.__________я»______
°	1 +	+ ©2 + Оз
Детандерные потоки:
D	D'r
1	14~ О( + D'<± -j- Z>3 ’
_	"^2
2	1 + О{ + О2 + О3 ’
8	1 + О{ -f- Z>2 + О3
Для проверки значений найденных величин составляется общее урав-
нение теплового баланса установки
Zi + Ял — Лв + Ох (/2 — /ц) + О2 (/4 — Z12) + О3 (/« — Z 1в).
Принимаем, что при рн = 0,5ч-1,0 МПа, чиз — 0,7; при ря = 1,0 -+
-г-1,5 МПа чИз = 0,65; и при ря = 2,0ч-3,0 МПа чиз = 0,6.
Удельный расход энергии на единицу холодопроизводительности без
учета возврата энергии при расширении газа в детандерах для рефрижера-
торного режима определяют по формуле
,	5760 lg -2S-
I /к	Рк .
УД Яо РоЛиз м
В результате расчетов рефрижераторного режима были получены гра-
фики, на основании которых можно выбрать оптимальные параметры
цикла.
Графики изменения холодопроизводительности, удельного расхода
энергии, значения температуры газа перед детандером и величины детан-
дерных потоков в зависимости от давления сжатия в компрессоре при
а = 0,02 и Чиз — 0,8 показаны на рис. 165. На рис. 165, а на левой оси
ординат отложены значения холодопроизводительности <?0; к ней относятся
кривые в верхней части рисунка. Пунктиром показано изменение q0
312
в случае, когда не учитывается гидравлическое сопротивление как[пря-
мому, так и обратному потокам. Сплошными линиями показано измене-
ние q0 с учетом гидравлического сопротивления как прямому, так и обрат-
Рйс. 165. Результаты расчета рефрижераторных
режимов при а = 0,02 и T)S .== 0,8. Влияние
давления на показатели:
а — холодопроизводительность q0 и удельный расход
энергии /уд*, б — температуры газа перед детандера-
ми Т; в — детандерные потоки £>.
ному потокам, причем верхняя кри-
вая относится к трехступенчатому
циклу, нижняя—к двухступенчатому.
При низких давлениях порядка 0,5 МПа
расстояния между кривыми значитель-
ны, а при повышенных давлениях кри-
вые сближены. Из этого следует, что
гидравлические потери важно снижать
в первую очередь при пониженных
давлениях в цикле.
В нижней части рисунка пред-
ставлены кривые, характеризующие
изменение /уд в зависимости от давле-
ния сжатия. Значения /уд относятся
к правой оси ординат. Как видно из этой части рисунка, значительная
разница между величинами /уд для случаев без учета и с учетом сопротив-
лений обнаруживается также только при низких давлениях ра = 0,5-н
-е-1 МПа. Минимальный удельный расход энергии для цикла с учетом
313
сопротивлений соответствует давлениям ря = 1,0-?-1,5 МПа. Следова-
тельно, принятое некоторыми фирмами давление ря = 2,5ч-3 МПа неопти-
мальное. При пониженных давлениях холодопроизводительности <?0,
так же как и удельный расход энергии в трехступенчатом и двухступенча-
том циклах, значительно отличаются.
Так, для области более выгодных давлений ря = 0,1-?-1,5 МПа
отношение удельного расхода энергии в трехступенчатом цикле к удель-
/Ш
ному расходу энергии в двухступенчатом -ц- = 1,15-=-1,2, а с пониже-
нием давления сжатия это отношение возрастает до 1,4. Таким образом,
для рефрижераторного цикла с трехступенчатым расширением наиболее
эффективно давление 1,0—1,5 МПа. Что касается четырехступенчатого
цикла, то, как показали расчеты, его эффективность в сравнении с трех-
ступенчатым возрастает всего лишь в 1,1 раза и поэтому целесообразно
исключить его из рассмотрения рефрижераторных циклов.
Для получения максимальных величин q0 и минимальных величин /уд
необходимо определить оптимальные температуры газа, поступающего
на расширение в турбодетандеры I, II и III ступеней.
На рис. 165, б представлены графики изменения температуры гелия,
поступающего в турбодетандеры I, II и III ступени в двухступенчатом
и трехступенчатом циклах. Из рисунка следует, что с повышением давле-
ния во всех случаях повышается температура газа, поступающего в турбо-
детандер соответствующей ступени. Для оптимальных давлений при двух-
ступенчатом цикле 7\ = 80 К и Т2 = 15ч-20 К; соответственно для трех-
ступенчатого цикла 7\ = 100-?-150 К, Т2 = 30-?-40 К и Т3 = 15-?-20 К.
Детандерные потоки в I и II ступенях двухступенчатого цикла
и О2) и соответственно для трехступенчатого показаны на рис. 165, в.
В верхней части рисунка проведены линии сумм {Dx -f- D 2) для двух-
и (Dj +D2 -f-D3) трехступенчатого циклов. Как следует из последнего
рисунка, с повышением давления значения всех величин D, а также и сумм
этих величин уменьшаются. Сумма D для двухступенчатого цикла больше,
чем для трехступенчатого, что указывает на преимущество трехступенча-
того цикла. На рис. 165 все показатели представлены только для случая
а = 0,02 и Пэ = 0,8.
Однако, как это следует из анализа рассмотренных выше схем, раз-
ность температур на теплом конце теплообменников в различных установ-
ках неодинакова. Если она высока, то в этом случае величина площади
поверхности теплообмена уменьшается, но расход энергии повышается.
Зависимости изменения холодопроизводительности q0, удельного расхода
энергии /уд, температур перед детандерами и детандерных потоков от а
при ря = 1,5 МПа и Пэ — 0,8 для двух- и трехступенчатого цикла пред-
ставлены на рис. 166.
На рис. 166, а показаны кривые, характеризующие изменение вели-
чин q0 и /уд. С увеличением а от 0,01 до 0,04 холодопроизводительность
цикла понижается в 1,5 раза как для двух-, так и трехступенчатых циклов.
Соответственно этому и расход энергии возрастает в 1,5 раза.
На рис. 166, б представлены графики, отражающие влияние а на изме-
нение оптимальных значений температур газа перед детандерами для
двух- и трехступенчатого циклов (Тг и Т2; Т1г и Ts).
На рис. 166, в- показаны кривые изменения детандерных потоков
в зависимости от а для двух-и трехступенчатых циклов при ря = 1,5 МПа
и Пэ — 0,8. С увеличением а возрастают как отдельные детандерные
потоки, так и суммы (D г 4- D 2) и (D х + D 2 + £>3) для двух- и трехступен-
чатых циклов, что указывает на Снижение эффективности процесса
с переходом к большему значению а.
Следовательно, необходимо выбирать наиболее оправданное значе-
ние а, подчиненное не только выбору величины площади поверхности
теплообмена, но и эффективности всей установки в целом. При проекти-
314
Рис. 166. Результаты расчета
рефрижераторных режимов
при р == 1,5 МПа и т)$=0,8.
Влияние а на показатели.
Обозначения см. рис. 165.
ровании установки по выбранному циклу необязательно для всех зон
охлаждения принимать одинаковые значения а; для зон с повышенной тем-
пературой они без значительного увеличения расхода энергии могут иметь
достаточно большие значения; для зон с низкой температурой повыше-
ние а нежелательно.
Наряду с давлением сжатия рн, температурой газа перед детандером
и значением а эффективность цикла определяет и адиабатический к. п. д.
детандера.
Графики изменения показателей в зависимости от tjs при давлении
1,5 МПа и а = 0,02 представлены на рис. 167. На рис. 167, а приведены
кривые q0 и /уд двух- и трехступенчатых циклов. Из рисунка следует, что
с увеличением т]5 от 0,6 до 0,9 холодопроизводительность двух- и трехсту-
пенчатых циклов возрастает в 1,5 раза и соответственно в таких же преде-
лах понижается расход энергии.
На рис. 167, б также в зависимости от т)$ представлены кривые опти-
мальных температур газа перед детандером для двух- (Tt и Т2) и трехсту-
пенчатого циклов (Ti, ТгиТ3) соответственно. Для обоих циклов с повы-
шением температуры газа также повышаются.
На рис. 167, в показана зависимость детандерных потоков D
(в моль/моль) для двух- и трехступенчатого циклов от изменения Tjs. С по-
вышением Т1$ во всех случаях детандерные потоки уменьшаются. В верх-
ней части рис. 167, в показаны кривые изменения сумм детандерных
потоков для двух- (Dx +Г>2) и (Р3 +О2 + -D3) и трехступенчатых цик-
лов. Значения их с повышением tjs уменьшаются, и, как следствие этого,
понижается удельный расход энергии.
Ожижительный режим. В ожижительном режиме опреде-
ляют степень ожижения х в молях жидкости на моль поступающего в дрос-
сельный теплообменник газа (точка 7).
При тех же заданных величинах, что и для рефрижераторного цикла,
из уравнения теплового баланса IV зоны находим х.
/7 + Яо. с = (1 — х) lio + xio'> Л — энтальпия жидкости.
T7=l,01Tl0; 1,02Т10; 1,04Т10.
III зона
п.  (Л— Ла) + (Ло— Л) + х (Ла— Лв)
3~ (Ла-Л) + (Л-Ло)
В ожижительном режиме Т2, Tt и Тв заданы, а Т1о, Т12 и Ти опре-
деляют, как и в рефрижераторном'режиме.
II зона
(1 + Р3) [(Zg - Л«) + (Ла - ЛИ + х (Л« - Ла) 
(Л«-Л) + (Л-Ла)
/зона
(1 +£>2 + £>3)[(Л-Л4) + (Ла-Л)1 + х(Л4-Ла)
(Л4- Л) + (Л4- Ла
Для пересчета D{, D2 и D3 в Dj, £)2 и £>3, а также и для пересчета х
используют уравнения рефрижераторного режима.
Для проверки найденных значений D и х составляется уравнение
общего теплового баланса установки
Л = Xl'o + (1 — х) 118 + Dt (Л — Л4) + D2 (Л-Ла) + Вз (Лв Ло)-
При расчете двух- и четырехступенчатых циклов используются те же
закономерности, что и для трехступенчатых циклов.
316
Расход энергии на 1 кг жидкого гелия
I	°-418-г
1 ________Рк .
X	Т)из*
На основании результатов расчета ожижительного режима были
построены графики, позволяющие определить оптимальные параметры
схемы.
Рис. 168. Результаты расчета ожижи-
тельных режимов при а = 0,02 и
~ 0>8. Влияние давления на пока-
затели:
а — коэффициент ожижения х и удельный
расход энергии /уд; б — температуры га-
за перед детандерами Т; в — детандерные
потоки D.
В отличие от рефрижераторного режима, для которого четырехступен-
чатый цикл не дает заметных преимуществ, с переходом к ожижительному
четырехступенчатый цикл в сравнении с трехступенчатым обнаруживает
уже ощутимо повышенную эффективность.
Кривые, характеризующие изменение коэффициента ожижения,
удельного расхода энергии, температуры газа перед детандером и детан-
дерных потоков в зависимости от начального давления при а = 0,02
и т]5 = 0,8, представлены на рис. 168.
На рис. 168, а представлены зависимости коэффициента ожижения х
(левая ордината) и расхода энергии (правая ордината) от ря. Как видно
из рисунка, для всех трех циклов с повышением давления до 2,5 МПа
коэффициент ожижения возрастает. Оптимальное давление (минимум /уд)
317
находится в пределах 1,5—2,0 МПа. Максимальный расход энергии будет
в двухступенчатом цикле, меньшее значение расхода энергии имеет место
в трехступенчатом и минимальное — в четырехступенчатом цикле. Отно-
шение значений удельного расхода энергии в двух- и трехступенчатом
/п	z,n
циклах -J],- = 1,4; в трех- и четырехступенчатом циклах = 1,25;
a 9S
Рис. 169. Результаты расчета ожижи-
тельных режимов при р = 1,5 МПа
и а = 0,02. Влияние на показа-
тели. Обозначения см. рис. 168.
Iй
двух- и четырехступенчатом циклах = 1,75. Поэтому в ожижитель-
ном режиме наиболее эффективен четырехс*гупенчатый цикл, который
в сравнении с трехступенчатым дает уменьшение расхода энергии в 1,25
раза, а в сравнении с двухступенчатым — в 1,75 раза.
Кривые оптимальных температур газа перед детандерами представ-
лены на рис. 168, б, С повышением давления рн температуры поступающего
в детандер газа возрастают для всех трех циклов.
Зависимость детандерных потоков, (в моль/моль) для двух-, трех-
и четырехступенчатых циклов от давления показана на рис. 168, в. Кри-
вые верхней части рисунка характеризуют изменение сумм детандерных
потоков для двухступенчатого (Dx для трехступенчатого (D1 +
+ О2 +D3) и для четырехступенчатого (D1 +Z>2 + ^з + &*) циклов.
На рис. 169 показаны в зависимости от кривые изменения коэффи-
циента ожижения, удельного расхода энергии, температуры газа перед
детандерами при рн '== 1,5 МПа и а = 0,02.
318
На рис. 169, а для двух-, трех- и четырехступенчатого циклов по левой
оси ординат отложены значения х и по правой — значения /уд. С повыше-
нием % от 0,6 до 0,9 для всех циклов коэффициент ожижения увеличи-
вается в 2 раза и соответственно так же сокращается расход энергии.
На рис. 169, б показаны кривые оптимальных температур газа перед
детандером для двух, трех- и четырехступенчатых циклов. Из рисунка
следует, что с повышением температуры газа перед детандером возра-
стают.
Рис. 170. Результаты расчета
ожижительных режимов при
р = 1,5 МПа и t]s = 0»8. Влия-
ние а иа показатели. Обозначе-
ния см. рис. 168.
На рис. 169, в в зависимости от rjs показано изменение детандерных
потоков для двух-, трех- и четырехступенчатых циклов. В верхней части
рисунка нанесены кривые сумм (Di + D 2) — для двухступенчатого,
(/>! +О2 +£>8) —для трехступенчатого и (Dx + L>2 -j-D3 +D4) —
для четырехступенчатого циклов.
На рис. 170 представлена зависимость от а коэффициента ожижения,
удельного расхода энергии, температуры газа перед детандерами и детан-
дерных потоков при рн = МПа и % = 0,8.
На рис. 170, а показаны зависимости х и /уд от а для двух-, трех-
и четырехступенчатых циклов соответственно. Как следует из рисунка,
с изменением а от 0,01 до 0,04 расход энергии повышается для всех циклов
319
в 1,35 раза, а коэффициент ожижения для всех циклов уменьшается
также.
На рис. 170, б помещена зависимость от а температуры газа перед
детандерами для двух-, трех- и четырехступенчатых циклов, а на рис. 170, в
представлены кривые изменения сумм для двухступенчатого (£>х 4-D2),
трехступенчатого (Dx 4-D2 4-D3) и четырехступенчатого (Dx 4-D24-
+ D3 4- £>4) циклов, которые с повышением а также увеличиваются,
снижая эффективность циклов.
* * *
В табл. 43 представлены технические показатели гелиевых ожижи-
тельных и рефрижераторных установок, которые производятся в различ-
ных странах мира.
В первый период создания эти установки в основном предназначались
для лабораторных целей, имели ограниченную производительность, экс-
плуатировались непостоянно. В таких условиях эффективность установки
не имела существенного значения, так как эксплуатационные затраты
значительно превышали энергетические.
В СССР, Франции и других странах первоначально преимущественно
применяли каскадный цикл с предварительным охлаждением сжатого
гелия жидким испаряющимся азотом и жидким водородом. В этих сложных
и опасных для эксплуатации установках расход энергии составлял 10 кВт-ч
на 1 л жидкого гелия. Производительность таких установок не превышала
10 л/ч. В последующем охлаждение жидким водородом былозаменено порш-
невым детандером в установке ГС-2 (СССР) и в установках VR-4 и
VR-8 фирмы «Линде» (ФРГ).
Установки фирмы «Линде» расходуют значительное количество энер-
гии (до 6,5 кВт-ч/л в ожижительном режиме и до 1300 Вт/Вт в рефрижера-
торном) вследствие высокого давления сжатия гелия (12 МПа).
В СССР была создана более крупная установка Г-45, работающая
по циклу с поршневым детандером и предварительным азотным охлажде-
нием, в которой давление сжатия гелия было снижено до 2,5 МПа, а удель-
ный расход энергии снижен до 5 кВт-ч/л. Фирма «Лэр Ликид» (Франция)
использовала тот же цикл с давлением сжатия гелия 1,5—2 МПа и изго-
товила установку, заменив поршневой детандер на турбодетандер. При
этом удельный расход энергии составил 4,5 кВт-ч/л в ожижительном
режиме и 1100 Вт/Вт в рефрижераторном.
В дальнейшем была создана гелиевая ожижительная установка Г-1,
в которой впервые в СССР азотное охлаждение было заменено поршневым
детандером, в результате чего расход энергии был снижен до 2,5—3 кВт-ч
на 1 л жидкого гелия даже при' сравнительно низких к. п. д. детандера,
т. е. почти в 1,5 раза по сравнению с установкой Г-45. В установке Г-1
температура гелия, поступающего на первый детандер, составляет 130 К,
в результате чего холодопроизводительность детандера повышается до
значения, равного суммарной холодопроизводительности азотного охла-
ждения и детандера, установленного на уровне температур 80 К.
С целью дальнейшего сокращения расхода энергии фирма «Артур
Д. Литтл» (США) применила трехступенчатый цикл с предварительным
охлаждением жидким азотом и двухступенчатым расширением гелия
в поршневых детандерах, включенных параллельно. В этой установке
удельный расход энергии составил в ожижительном режиме 2,3 кВт-ч
на 1 л жидкого гелия и в рефрижераторном режиме 600 Вт/Вт вследствие
сравнительно низкой температуры (80 К) газа, поступающего на первый
детандер. Фирма «Линде» (ФРГ) выпустила серию рефрижераторных и
ожижительных установок, работающих по тому же циклу. В этих установ-
ках удельный расход энергии снижен в ожижительном режиме до 2—
2,3 кВт-ч/л и в рефрижераторном до 550 Вт/Вт вследствие использования
более совершенных теплообменных аппаратов.
320
Усюквн
Таблица 43
Показатели				
	ГС-2 (СССР)	фирмы «Лэр Ликид» (Франция)	фирмы «Линдеэ (ФРГ)	
			VR-4	VR-8
	лист 194	рис. 151	лист 195	лист 195
Холодопроизводительность при температуре (К), Вт	—	 *	15 (4,5)	30 (4,5)
Производительность по жидкому гелию, л/ч	6,5	7,0	4	8
Давление сжатия гелия, МПа	15	15	12	3,5
Цикл установки	Каскад- ный азото- водо- родный	Каскад- ный азото- водо- родный	Жидкий воздух + + пор- шневой детандер	Жидкий воздух + + пор- шневой детандер
Давление на входе в детандеры, МПа:				
первый	—	—	12	3,5
второй	—	—	—	—
третий	—	—	—	—
Температура газа на входе в де- тандеры, К:				
первый	—	—	50	50
второй	—	—	—	—
третий	—	—	—	—
Тип установки
Г-45 (СССР)	Г-1 (СССР)	ми хм* (СССР)	фирмы «Артур Д. Литтл» (США)	фирмы «Линде» (ФРГ)	фирмы «Линде» (ФРГ)
лист 196	лист 199	рис. 158	рис. 154	рис. 155	рис; 156
—	—	600 (4,5)	450 (4,5)	100 (4,5)	400 (4,5)
30	18	130	120	24	100
2,5	2,5	2,5	2,0	3,0	3,0
Жидкий	Два	Три	Жидкий	Жидкий	Жидкий
азот +	поршне-	поршне-	азот + Два	азрт + два	азот + два
+ пор-	вых де-	вых де-	поршневых	поршневых	поршневых
шневой	тандера	тандера	детандера	детандера	детандера
детандер					
2,5	2,5	2,5	2,0	3,0	2,8
—	0,4	2,4	1,9	—	—
—	—	2,3	—	—	—
25—30	130	140	40	—	—
—	25	40	20	—	—
—	—	15	—	—	—
Продолжение табл. 43
to 					
Показатели	ГС-2 (СССР)	фирмы «Лэр Ликид» (Франция)	фирмы «Линде» (ФРГ)	
			VR-4	VK-8
	лист 194	рис. 151	лист 195	лист 195
Удельный расход жидкого азо- та, кг/л	2,5	2,5	0,8	0,8
Производительность компрессо- ра, кг/ч Производительность газового детандера, кг/ч:	7,2	7,2	—	—
первого	—	—	—	—
второго	—	—	—	—
третьего	—	—	—	—
Потребляемая компрессором мощность, кВт	—	—	15	30
Суммарная мощность (компрес- сор + жидкий азот), кВт	70	75	20	40
Удельный расход энергии на по- лучение холода, Вт/Вт	—	—	1700	1300
Удельный расход энергии на по- лучение жидкого гелия, кВт*ч/л К. п. д. детандера:	11	10	6,5	5,0
первого	—	—	0,75	0,75
второго	—	—	—	—
третьего	—	—	—	—
Тип установки
Г-45 (СССР)	Г-1 (СССР)	михм* (СССР)	фирмы «Артур Д. Литтл» (США;	фирмы «Линде» (ФРГ)	фирмы «Линде» (ФРГ)
лист 196	лист 199	—	рис. 154	рис. 155	рис. 156
0,8	—	—	0,6	0,6	0,6
	45	—	200	—	•—
—	15	73	80	—		
—	16	71	70	—	—
—	—	38	—	—		
92	45	200	180	—	—
150	45	200	280	55	200
1300	515	320	600	550	550
5,0	2,5	1»5	2,3	2,3	2,0
0,75	0,7	0,75	0,7	0,7	0,75
—•	0,75	0,75	0,75	0,75	0,75
—	—	0,75	—	—	—
— Продолжение табл. 43
Показатели			
	X ГУ-250 (СССР)	фирмы «Линде» (ФРГ)	фирмы «Зульцер» (Швейцария)
	—	—	рис. 161
Холодопроизводительность при температуре (К), Вт	250 (4,5)	350 (4,5)	—
Производительность по жидкому гелию, л/ч	90	100	800
Давление сжатия гелия, МПа	1,6	2,6/0,816	——
Цикл установки Давление на входе в детандеры, МПа:	Жидкий азот + + два турбоде- тандера	Два турбоде- тандера	Жидкий азот + два турбо- детандера
первый	1,6	0,816	0,88
второй	0,8	0,816	0,4
третий Температура газа на входе в де- тандеры, К:	—	—	—
первый	4,5	70	40
второй	15,8	22	14,5
третий Удельный расход жидкого азо- ьо та, кг/л оо	0,5		0,5-0,6
Тип установки
фирмы «Хитачи> (Япония)	ХГУ-5030* (СССР)	ХГУ-13 000 * (СССР)	ХГУ-15 000* (СССР)	X ГУ-800* (СССР)	фирмы «Лэр Ликид> (Франция)	фирмы CTI (США)
рис. 160	—	—	—	—	—	—
550 (4,5)	5000 (4,5)	13 000 (4,5)	15 000 (4,5)	760	130 (4,5)	250
150	880		3 200	—	25-30	80
1,7	0,77	1.5	1,5	2,5	1,5—2,0	1,85
Жидкий	Два	Два газо-	Три газо-	Два газо-	Жидкий	Жидкий
азот +	турбоде-	вых турбо-	вых турбо-	вых пор-	азот +	азот + два
+ два	тандера	детандера	детандера	шневых	+ турбо-	газовых
турбоде-		и парожид-	и парожид-	детандера	детандер	турбоде-
тандера		костный	костный	и парожид-		тандера и
		турбо-	турбо-	костный		парожид-
		детандер	детандер	турбо-		костный
				детандер		турбо- Детандер
		1,5	1,5	2,4	2,0	1,4
1,7	0,71	1,5	1,5	2,4	—	—
0,63 —	0,69	—	1,5	2,4	—	—
		100	140	160				
48	75	27	54	54	—	—
18,3	12,4	—	24	6,2	—	6,3 **
0,66	—				0,8	0,55
Продолжение табл. 43
324
Показатели			
	X ГУ-250 (СССР)	фирмы «Линде» (ФРГ)	фирмы «Зульцер» (Швейцария)
	—	—	рис. 161
Производительность компрессо- ра, Кг/ч Производительность газового детандера, кг/ч:	—	300	1200
первого	— ‘	—	—
второго	—	—	—
третьего	—	—	—
Потребляемая компрессором мощность, кВт	160	210	840
Суммарная мощность (компрес- сор + жидкий азот), кВт	250		1440—1600
Удельный расход энергии на по- лучение холода, Вт/Вт	650	—	530-650
Удельный расход энергии на по- лучение жидкого гелия, кВт*ч/л К. п. д. детандера:	2,8	2,1—2,3	1,85—2
первого	0,5	0,65	0,78
второго	0,52	0,7	0,81
третьего	—	—	—
* Приведены расчетные показатели.
♦* Указана температура на входе в парожидкостный детандер.
♦ + * Дан к. п. д. парожидкостного детандера.
Тип установки
фирмы «Хитачи» (Япония)	ХГУ-5000* (СССР)	ХГУ-13 000* (СССР)	ХГУ-15 000*) (СССР)	ХГУ-800*) (СССР)	фирмы «Лэр Ликид» (Франция)	фирмы СТ! (США)
рис. 160	—	—	—	—	—	—
310	4000	4 000	4 000	200	100	—
—	—	——•	—	—	—	—
—	—	—	—	—	—	—
—	—	—	—	—	—	—
260	—	—	—	190	90	86
410	2200	2 900	2 900	190	120	120
600—690	495	225	200	250	1100	380
2,5-2,7	2,5	1,1	0,91	—	4,0—4,5	1,5
0,6	0,73	0,73	0,74	0,7	0,75	0,85
—	0,78	0,75	0,72	0,75	—	0,9 ***
—	—	—	0,74	0,85	—	—
Американская фирма «Криогеник корпорейшен» изготовила уста-
новку производительностью 600 л/ч, работающую по такому же циклу.
Расход энергии в установке составил 2,05 кВт-ч/л.
В установке ХГУ-250 (СССР) был использован цикл сдавлением сжа-
тия гелия до 1,6 МПа, с азотным охлаждением и двухступенчатым расши-
рением гелия в турбодетандерах, включенных последовательно.
Однако применение азотного охлаждения позволило лишь незначи-
тельно снизить удельный расход энергии по сравнению с удельным рас-
ходом энергии в установке Г-1.
В установке с трехступенчатым расширением гелия в поршневых
детандерах, спроектированной в МИХМе, азотное охлаждение заменено
детандером. Согласно расчету удельный расход энергии в установке сокра-
щен по сравнению с расходом энергии в установках фирмы «Линде» в ожи-
жительном режиме в 1,35 раза и в рефрижераторном в 1,6 раза, а по сравне-
нию с расходом энергии в установке ХГУ-250 соответственно в 1,8 и
2 раза.
В последние годы в гелиевых установках стали применять турбоде-
тандеры, включенные параллельно или последовательно.
Фирма «Линде» (ФРГ) изготовила установку, работающую по циклу
с двумя турбодетандерами, включенными параллельно. Вследствие низ-
кого к. п. д. детандеров показатели установки приближаются к показа-
телям установки Г-1.
Швейцарская фирма «Зульцер» выпустила самую мощную установку
по получению жидкого гелия производительностью 800 л/ч, работающую
с предварительным азотным охлаждением и двухступенчатым расшире-
нием газа в турбодетандерах, включенных последовательно.
В связи с повышенным расходом газа при последовательном включении
детандеров к. п. д. детандеров увеличивается до 0,78—0,81. Фирма прини-
мает расход азота на 1 л жидкого гелия, равный 0,3 кг вместо 0,6 кг на
установках других фирм, вследствие чего расход энергии сокращается до
1,7—1,85.кВт.ч/л.
Японская фирма «Хитачи» изготовила установку, работающую по
циклу с последовательным расширением газа в детандерах и азотным охла-
ждением. Показатели установки несколько хуже, чем для установок с па-
раллельным включением детандеров. Так, удельный расход энергии в ре-
фрижераторном режиме составил 600—690 Вт/Вт.
Как видно из табл. 43, в установках фирм «Зульцер» и «Хитачи»
с последовательным включением турбодетандеров не обнаруживается
сокращение расхода энергии в сравнении с установками, в которых тур-
бодетандеры включены параллельно.
Итак, все известные до настоящего времени гелиевые ожижительные
и рефрижераторные установки, а также установки для производства газо-
образного и жидкого кислорода и азота, жидкого водорода, дейтерия ра-
ботают с использованием так называемой дроссельной ступени, когда
сжатый газ подвергается дросселированию. Известно, что процесс в дрос-
селе при I = const связан со значительной необратимостью и, следова-
тельно, с увеличением расхода энергии.
В настоящее время наметилась тенденция к значительному укрупне-
нию установок. В этом случае сокращение расхода энергии имеет важное
значение. При замене дросселя на парожидкостный детандер расход
энергии уменьшается. В табл. 43 представлены расчетные показатели
установок с парожйдкостным детандером ХГУ-13000, ХГУ-15000,
ХГУ-800.
Чтобы показать эффективность установок с парожидкостным детан-
дером, сравним расчетные показатели данных установок и установки
ХГУ-5000 (производительность компрессора 4000 кг/ч, давление сжатия
0,78 МПа), работающей по циклу с двухступенчатым расширением в га-
зовых детандерах.
325
Вследствие использования неоптимальных температур газа, посту-
пающего в детандер, и пониженного давления сжатия удельный расход
энергии в установке сравнительно большой: в рефрижераторном режиме
495 Вт/Вт, а в ожижительном — 2,5 кВт-ч/л. Если использовать тот же
компрессор с дожатием гелия от 0,8 до 1,5 МПа, определить оптимальные
температуры гелия, поступающего в детандеры, и заменить дроссель
на парожидкостный детандер, как предусмотрено в установке ХГУ-13000,
то удельнымй расход энергии сократится в рефрижераторном режиме до
210 Вт/Вт, т. е. вдвое, а холодопроизводительность повысится с 5000 до
13 000 Вт.
Если применить трехступенчатое расширение гелия в трех газовых
и парожидкостном детандерах, как это предусмотрено в установке
ХГУ-15 000, то удельный расход энергии в ожижительном режиме умень-
шится до 0,91 кВт-ч/л, т. е. в 2,6 раза. По сравнению с действующей уста-
новкой фирмы «Зульцер» (Швейцария) удельный расход энергии сокра-
тится вдвое.
В настоящее время находится в эксплуатации установка ХГУ-250 с по-
следовательным включением детандеров и азотным охлаждением, удельный
расход энергии в которой составляет 600—690 Вт/Вт. При оптималь-
ных температурах поступления газа в детандеры,включенные параллельно,
использовании давления сжатия в компрессоре 2,5 МПа и расширения гелия
в парожидкостном детандере холодопроизводительность установки возра-
стает до 800 Вт, или втрое, а расход энергии сокращается соответственно
до 250 Вт/Вт.
В связи с этим в современных установках, работающих в рефрижера-
торном режиме, необходимо применять одно- или двухступенчатое расши-
рение газа в газовых детандерах, включенных параллельно, и парожид-
костном детандере. В установках, используемых для производства жид-
кого гелия, необходимо расширять газ в двух ступенях газовых детанде-
ров, включенных параллельно, и парожидкостном детандере. Это позво-
ляет сократить расход энергии в 2—3 раза в сравнении с действующими
установками, работающими в основном на том же оборудовании. В случае
отсутствия компрессорного оборудования для сжатия газа до оптималь-
ного давления при пониженном давлении сжатия обнаруживаются также
весьма эффективные показатели.
ПРИЛОЖЕНИЯ
ПРИЛОЖЕНИЕ 1
Таблица 1
Производные единицы СИА имеющие собственное наименование
Величина	Единица		Выражение производной единицы	
	наименова- ние	обозначение	через другие единицы	через основ- ные единицы СИ
Сила	Ньютон	н		КГ*М«С"2
Давление	Паскаль	Па	Н/м2	кг-м-1-с“2
Энергия, работа, количество теп-	Джоуль	Дж	Н-м	кг*м2*с"а
лоты Мощность	Ватт	Вт	Дж/с	КГ«М2*С"3
Таблица 2
Соотношения между единицами силы
Единица	н	Дина	кгс
Ньютон Дина Килограмм-сила	1 10’6 9,8067	10» 1 9,8067-10»	0,102 1,02-1О’в 1
Таблица 3
Соотношения между единицами давления
Единица измерения	ат	атм	бар
ат техническая (кгс/см2)	1	0,96784	0,980665
атм физическая	1,033	1	1,01325
бар	1,0197	0,9869	1
Па (паскаль)	1,0197-10"6	0,9869-10'»	10'»
мм рт. ст. (тор)	1,3595-10"3	1,31579-10'»	1,333.10'»
мм вод. ст.	0,99997-10"4	0,9678.10'*	0,98.10*
дин/см2	1,0197.10”6	0,9869-10'*	1О'«
327
Продолжение табл. 3
Единица измерения	Па	мм рт. ст. (тор)	мм вод. ст.	дин/см2
ат техническая (кгс/см2)	9,810.10*	735,56	10 000,28	980,665-10»
атм физическая	1,013-10»	760	10 326	101,325-10»
бар	10»	750	10 197	10»
Па (паскаль)	1	7,5«10"3	0,10197	10
мм рт. ст. (тор)	1,333-10»	1	13,6	1,33-10*
мм вод. ст.	9,81	7,35-10~2	1	98,1
дин/см2	0,1	7,5-10"4	1,02-10"2	1
Таблица 4
Соотношение между единицами кинематической и динамической
вязкости
Единица	Кинематическая вязкость			Динамическая вязкость		
	м2/с	Ст	м2/ч	Па-с	п	кгс-с/м2
Квадратный метр на секунду Стокс Квадратный метр на час Паскаль- секунда Пуаз Килограмм- сила-секунда на ква- дратный метр	1 10-* 2,778-10-*	104 1 2,778	3600 0,36 1	1 0,1 9,81	10 1 9,81	0,102 1,02-1О-2 1
Т а б л и ц а 5
Показатель п у множителя 10"	Приставка		Показатель п у множителя 10"	Приставка	
	наименова- ние	обозначение		наименова- ние	обозначение
12	тера	Т	—2	(санти)	С
9	гига	Г	—3	милли	м
6	мега	М	—6	микро	мк
3	кило	К	—9	нано	н
2	(гекто)	г	—12	ПИКО	п
1	(дека)	да	—15	фемто	ф
—1	(деци)	Д	—18	атто	а
Примечания- 1. В скобках указаны приставки, которые допускается применять только
в наименованиях кратных и дольных единиц, уже получивших широкое распространение (напри-
мер, гектар, декалитр, дециметр, сантиметр).
2. Кратные и дольные единицы образуются умножением единиц СИ на множитель 10".
328
g Таблица б
Соотношение между единицами энергии и мощности
Единица	Дж	эрг	кгс»м	ккал
Джоуль	1	107	0,102	2,39*1О*4
Эрг	10’7	1 .	1,02-10-8	2,78* 10"11
Килограмм-сила- метр	9,81	9,81-107	1	2,43.10-3
Килокалория	4,187-Ю3	4,187.1010	4,27-10«	1
Киловатт-час	3,6- 10е	3,6-1013	3,67-10Б	8,6-102
Ватт				
Эрг в секунду				
Килограмм-сила- метр в секунду				
Калорий в секунду				
Лошадиная сила				
кВт»ч	Вт	эрг/с	кгом/с	кал/с	л. c.
2,78- 10“’					
2,78-IO-14					
2,72-10-*					
1,16-Ю"3					
1	1	10’	0,102	0,289	1,36-10-’
	10“7	, 1	1,02-IO"8	2,39-IO"8	1,36-ю-1»
	9,81	9,81 • 10’	1	2,34	13,3-ю-3
	4,19	4,19-10’	0,427	1	5,69-10-’
	736	7,36-10s	75	175,5	1
330
Таблица 7
Соотношение между единицами количества теплоты, удельной теплоемкости и энтропии, коэффициентов теплопередачи и теплопроводности
в единицах СИ с другими единицами
	Количество теплоты		Удельная теплоемкость и энтальпия				Коэффициент теплопередачи				Теплопров одность			
Единица	л ч о я Е*	к S а о ч СО £	S Я £ к	о а СО	О £ СО * £	и "ч* СО а	S £	о о e-i S о а СО	о я* со	о о S о ч” СО а	S £	О о Ё со	о s tr "ч со я	о о Ё Ч* со X
Джоуль Калория Джоуль на кило- грамм-Кельвин Эрг на грамм-градус Цельсия Калория на кило- грамм-градус Цельсия Килокалория	на грамм-градус Цельсия Ватт на квадратный метр-Кельвин Эрг в секунду на ква- дратный сантиметр- градус Цельсия Килокалория в час на квадратный метр-гра- дус Цельсия Ватт на метр-Кельвин Эрг в секунду на сан- тиметр-градус Цель- сия Килокалория в час на метр-гр аду с Цельсия Калория в секунду на санти метр-гр аду с Цельсия	1 4,187	0,239 1	1 10’4 4,187-10* 4,187-103	10* 1 4Д87-107 4,187-107	2,39-10-* 2,39-10-8 1 1	2,39-10* 2,39-10-8 1 1	1 IO’3 1,16	103 1 1,16-10»	0,86 8,6»104 1	2,39.10-5 2,39-10-8 2,78-10-»	1 IO'» 1,163 4,187-102	10б 1 1,163- 10б 4,187-107	0,86 8,6-10-’ 1 3,6-ю2	2,39-10"3 2,39-10"8 2,778х ХЮ”8 1
ПРИЛОЖЕНИЕ 2
Т а б л и ц а
	Скема		потоков				
Прямоток		Противоток		Однократный перекрестный ток			Расчетные формулы
^'-*©		i'i~	-~©	f1	<£/	©	~^1	~^z)
			* ьг	C7			t'2-t; -B(t;-t'z)
dd-		d)"		d-	iu l2		il-tl'-peK-i')
dd	* t2		d)		C^)	г/	
d)~	—t;	d>		(7	d)	t"	1*1 ~ ^2 + T^^i 'h)
г?		/7А. <£/	*	l г			b1	^z ~ tz + j-^yt] ~t2)
			~®	/ * _	tz	<7^\	=	~^2
d)-	tz	г/-.	1—©	г/	d)		^2	~~~B
dd		©	—<7)	(£4*d)			tl't'Z* 1~B
	-^tz	4-					~ ^2 ~
		li			4 ' .	d)		^2 ~	~~Д (^1 ~
©~^@		d)	*“d)		d)		^2 '	G)
СПИСОК ИСПОЛЬЗОВАННОЙ ЛИТЕРАТУРЫ
К ГЛАВЕ I
Гузман И. С. Кислородное машиностроение за рубежом. М., ЦИНТИхимнефтемаш,
1970, сер. ХМ-6. 107 с.
Гузман И. С. Установки технологического кислорода и азота. — «Химическое и неф-
тяное машиностроение», 1967, № 12, с. 1—3.
К н е м и ш Я. Применение турбодетандеров в химической промышленности. — «Чехо-
словацкая тяжелая промышленность», 1965, № 5, с. 36—42.
Новые направления криогенной техники. Сборник переводов. М., «Мир», 1966. 440 с.
Рожков И. В., Алмазов О. А., Ильинский А. А. Получение жидкого
водорода. М., «Химия», 1967. 198 с.
Фастовский В. Г., Ровинский А. Е., Петровский Ю. В. Инертные
газы. Изд. 2-е. М., Атомиздат, 1972. 352 с.
Carney R. «Slush hydrogen» production and handling as a fuel for space projects. Adv.
Cryogen. Eng., 1964, 9, p. 529—536.
Chemical Industry Draws Deeper Breath of Oxygen. Chemical Week, 1961, 88, N 15,
p. 50—52.
Cryogenic plant fractionates air as-you-like-it Chem. Eng., 1965, 72, N 18, p. 62.
H a n d e у G. Capital cost of oxygen Planu Cut Bu reversing exchangers. Chem. process.,
1965, N 4.
Liquid nitrogen. Oxford. Pergamon Press, 1965. 393 p.
S c h a r 1 e W. The safe handling of liquid hydrogen. The Chemical Engeneer, 1965, N 185,
CE 16—24.
Schlatterer B. U. A. Deuteriumgewinnung durch Wasserstoffdestillation. Kaltetech-
nik, 1959, 11, N 8, s. 250—254.
Schmidt A. Experimental investigation of liquid-hydrogen cooling by helium gas injec-
tion. Adv. Cryogen. Eng., 1963, 8, p. 521—528.
Sitting M. Oxygen-chemical raw material. Chem. Eng. News. 1961, 39, N 48, 92—98.
Technology and uses of liquid hydrogen, Ed. by Scott R. Oxford, Pergamon Press,
1964, p. 415.
Webster L., Smidt K. Space Research and Technology. London, 1962. 216 p.
Z a b i n e A. U. S. in Space. Chem. Eng. News, 1963, 41, N 38, p. 98—128.
Z e 1 m e r W. Industielle Wasserstoff-Destillation. Kaltetechnik, 1966, 18, N 6, p. 238—240.
К ГЛАВЕ II
Боровик E. П. Теплопроводность азота. ЖЭТФ, 1947, 17, № 4, с. 328—335.
Бошнякович Ф. Техническая термодинамика. М.—Л., Госэнергоиздат, ч. II, 1956.
255 с.
Вассерман А. А., Казавчинский Я* 3., Рабинович В. А. Теплофи-
зические свойства воздуха и его компонентов. М., «Наука», 1966. 375 с.
Вассерман А. А., Казавчинский Я. 3., Рабинович В. А. Теплофи-
зические свойства жидкого воздуха и его компонентов. М., Изд. Комитета стандар-
тов, 1968. 239 с.
Волова Л. М. Исследование равновесия сосуществующих жидкой и газовой фаз
в бинарной смеси метан—этилен. ЖФХ. 1940, 14, вып. 2, с. 268—276.
Голубев И. Ф. Вязкость газов и газовых смесей. М., Физматгиз, 1959. 375 с.
Голубев И. Ф., Кальсина М. В. Теплопроводность азота и водорода при тем-
пературах от 20 до —195° С и давлениях от 1 до 500 атм. — «Газовая промышлен-
ность», 1964, № 8, с. 41—43.
Елухин Н. К. Термодинамические свойства метана, этилена и этана. — «Кислород»,
1950, № 4, с. 38—42.
И ш к и н И. П., Б у р б о П. 3. Распределение аргона в кислородно-аргонном разде-
лительном аппарате. ЖТФ, 1939, 9, вып. 18, с. 1676—1682.
Ишкин И. П., Каганер М. Г. Исследование термодинамических свойств воздуха
и азота при низких температурах под давлением. ЖТФ, 1956,26, вып. 10, с. 2329—2337.
Карапетьянц М. X. Химическая термодинамика М.—Л., Госхимиздат, 1953. 611 с.
Кессельман П. М. Уравнение состояния и термодинамические свойства кислорода.
ИФЖ, 1963, 6, № 6, с. 61—67.
332
Лебедев М. Е. Номограммы фазового равновесия системы азот—кислород. — «Кис-
лород», 1948, № 3, с. 7—12.
Наринский Г. Б. Исследование равновесия жидкость — пар в системе кислород—
аргон. — «Кислород», 1957, № 3, с. 9—16.
Павлович Н. В. Справочник по теплофизическим свойствам природных газов и их
компонентов. М.—Л., Госэнергоиздат, 1962. 119 с.
Роговая И. А., Ишкин И. П. Термодинамические свойства аргона и аргоно-азот-
ных смесей при низких температурах, ЖФХ, 1957, 31, вып. 2, с. 410—417.
Роговая И. А., Каганер М. Г. Сжимаемость аргона при низких температурах
и давлениях до 200 атм. ЖФХ, 1961, 35, № 9, с. 2135—2136.
Фастовский В. Г., Петровский Ю. В. Исследование равновесия жидкости
и пара в системе аргон—азот. ЖФХ, 1956, 30, вып. 1, с. 76—78.
Филиппова Г. П., Ишкин И. П. Вязкость воздуха, азота и аргона при низких
температурах и давлениях до 150 атм. ИФЖ, 1961, 4, с. 105—109.
Armstrong G. et al. Liquid vapor Phase Equilibrium in Solution of oxygen and nitro-
gen at pressures below one atmosphere. Journ. Res. U. S. Nat. Bur. Stand., 1955, 55,
N 5, p. 265—277.
Armstrong G. Vapor pressure of Nitrogen. Journ. Res. U. S. Nat. Bur. Stand., 1954,
53, N 4, p. 263—266.
Baehr. H., Schwier K. Die Termodynamischen Eigenschaften der Luft im Tempe-
raturbereich zwieschen — 210° C und 1250° C bis zu Driicken von 4500 bar. Berlin,
Springer—Verlag, 1961. 136 s.
Brown G., Souders M. Vapor recovery and gasoline fractionation. Nat. Petroleum
News. 1932, 24, N 18, p. 63; N 19, p. 27; N 21, p. 24.
Clark A., Din F., Robb J. The liquid-vapour equilibrium of the binary system
argon-oxygen. Proc. Roy. Soc. 1954, A221, N 1147, p. 517—534.
Comings E. et al. The viscositi of gases at high pressures Univ. Illinois Eng. Expt.
Stand. Bull, N 354, 1944, 42, N 15, 68 p.
Din F. The Liquid-vapour equilibrium of the sestem nitrogen oxygen at pressures up to
10 atm. Trans. Faraday Soc., 1960, 56, N 449, p. 668—681.
Dodge B., Davis H. Vapor pressure of liquid metals. J. Am. Chem. Soc., 1927, 49,
N 3, p. 610.
Dodge B., Dunbar A. An investigation of the coexisting liquid and vapour phases
of solutions of oxygen and nitrogen. J. Am. Chem. Soc., 1927, 49, N 3, p. 591—610.
G 1 a d u n A. The Joule-Thomson Effect in Neon. Cryogenics, 1966, 6, N 1, 31—33.
Hausen H. Erzeugung sehr tiefer Temperaturen, Gasverfliissigung und Zerlegung von
Gasgemischen. (Handbuch der Kattetechnik, Bd. 8) Berlin, Springer-Verlag, 1957.
Hilsenrath I. Tables of Thermal Properties of Gases. NBS. Circ. 564, Washington,
1955.
Hoge H., Arnold R. Vapor pressures of hydrogen, deuterium and hydroge deuteride
and dew-Point pressures of their mixtures. Journ. Res. U. S. Nat. Bur. Stand. 1951, 47,
N 2, p. 63—74.
Hoge H. Vapor pressure and fixed points of oxygen and heat capacity in the critical region.
Journ. Res. U. S. Nat. Bur. Stand., 1950, 44, N 3, p. 321—345.
International critical tables. New York. Mc-Graw-Hill Book Corp., 1930, Vol. 111.
Keesom, W. et al. Le diagramme log T, S. de Thelium. Appl. Sci. Res., 1953, A4, N 1,
p. 25.
Keesom W., Houthoff D. Diagrammes entropique de I’hydrogen. Commun. Phys.
Lab. Univ. Leiden, 1928, N 65 d.
Keesom W. Houthoff D. Diagrammes entropique et Mollier de I’azote. Comm.
Leiden, Suppl., 1927, N 65 c.
Keesom W., В i j 1 A. Determination of the vapour pressures of liquid nitrogen below
onex atmosphere, and of solid nitrogen 0. The boiling point and triple point of nitrogen.
Physica, 1937, 4, N 4, 305—310,
Knapp H. Heat of mixing in the system nitrogen-methane. Ind. Eng. Chem., 1959, 51,
N 6, 783—786.
К о e p p e W. Der integrale Thomson—Joule—Effekt von Wasserstoff bei tiefen Tempera-
turen und Driicken bis zu 120 atii. Kaltetechnik, 1956, 8, s. 275—279.
Landolt E., Bornstein R. Zahlenwerte und Funktion aus Physik. 6. Auflage,
Berlin, Springer-Verlag, 1950—1957.
M a i m о n i A. Liquid-Vapor Equilibria in the Hydrogen-Nitrogen and Deuterium-Nitro-
gen Systems. A. I. Ch. E. Journ. 1961, 7, N 3, p. 371—375.
Matthews C., Hurd C. Thermodynamic properties of methane. Trans. A. I. Ch. E.,
1946, 42, N 1, p. 55—78.
Me Carty R., Stewart R. Thermodynamic properties of neon from 25 to 300° К
between 0,1 and 200 atmospheres. New York, Am. Soc. Meeh. Eng., 1965, p. 84—97.
Michels A. et al. Compressibility isotherms of argon of temperatures between 25° C
and—155° C, and on densities up to 640 amagat. Physica, 1958, 24, N 8, p. 659—671.
Michels A. et al. The viscosity of argon at pressures up to 2000 atmosphere. Physika,
1954, 20, N 12, p. 1141—1148.
Michels A. et al. Thermodynamic Properties of Argon. Physica, 1958, 24, N 10,
p. 769—794.
333
Michels A. et al. Thermodynamical properties of air for temperatures between 75° and
—170° C and pressures up to 1200 atmospheres. Appl. Sci. Res. 1955, A5, N 2,
p. 121—136.
Millar R., Sullivan J. Thermodynamic properties of oxygen and nitrogen. U. S.
Bur. Mines Techn. Paper, 1928. 424 p.
Owens E., Thodos G. Thermal Conductivity. A. I. Ch. E. Journ., 1957, 3, N 4,
p. 454—461.
Plank. K., Kambeitz I. Die thermischen Eigenschaften von Aethan als Kattemi-
ttel zur Erreichung sehr tiefer Temperaturen. Z. Kalte-Ind. 1936, 43, N 10.
Prydz K. et al. The thermodynamic properties of deuterium. Adv. Cryog. Eng., 1968,
13, 11, p. 384—396.
R о b e r H. et al. Thermodynamic and related properties of parahydrogen from the triple
point to 100 К at pressures to 340 atmospheres. U. S. Nat. Bar. Stand. Monograf 94,
1965.
Roebuck J. The Joule-Thomson effect in air. Proc. Am. Acad. Arts, 1925, 60, N 13,
p. 537—596.
Runge R. Drosselversuche an Neon. Kaltetechnik-Klimatisierung, 1969, 21, N 8,
s. 231—235.
Runge R. Die Zustandsgroben des Neons zwischen der Tripeltemperatur (24, 54 K) und
100 К bei Driicken bis zu 240 at. VDI—Forsch—Heft, 1968, 529.
Sage B., Lacey W. The methane-ethane system in the gaseous region. Ind. Eng. Chem.,
1939, 31, N 12, p. 1497—1509.
Schaefer C., Thodos G. Reducers Thermal Conductivity Correlation Gaceous and
Liquid Hydrogen. Ind. Eng. Chem., 1958, 50, N 10, p. 1585.
Schaefer C., Thodos G. Thermal Conductivity of Diatomic Gases: Liquid and
Gaseous States. A. I. Ch. E. Journ. 1959, 5, N 3, p. 367—372.
Thermodynamic Functions of Cases. Ed. by Din F. London, Butterworth Sci. Publ.,
1956, v. 2; 1961, v. 3.
U h 1 i r A. Thermal Conductivity of Fluid Argon and Nitrogen. J. Chem. Phys., 1952, 20,
N 3, p. 463
Watson K., Switch R. Generalized High Pressure Properties of Gases. National
Petroleum, 1936, 28, July I, p. 29.
Weishaupt I. Bestimmung des Gleichgevicht siedender Stickstoff Argon—Sauerstof—
Cemische bei 1000 torr. Angew. Chem., 1948, 20, N 12, p. 321.
York R., White F. Thermodynamic properties of ethylene Trans. A. I. Ch. E., 1944,
40, N 2, p. 227—250.
К ГЛАВЕ III
Герш С. Я. Глубокое охлаждение. М.—Л., Госэнергоиздат, Ч. 1, 1957, 392 с.; ч. 2,
1960. 495 с.
Кислород. Справочник. Под ред. Глизманенко Д. А. Ч. 1, 1967. 422 с.; ч. 2, 1967.
244 с.; т. II, 1973, 464 с.
Машины и аппараты установок разделения воздуха. Атлас конструкций. М., Машгиз,
1959. 190 с. Авт.: И. П. Усюкйн, И. Г. Аверьянов, В. С. Горохов, А. М. Горшков,
А. В. Захаров, Н. К. Елухин.
Повышение эффективности и разработка новых схем воздухоразделительных уста-
новок. — В сб.: «Техника низких температур». М., «Машиностроение», 1974, вып. 1,
с. 79—94. Авт.: И. П. Усюкйн, Н. А. Александров, X. Фляйшхауэр, В. А. Васютин.
Установка для разделения воздуха методом глубокого охлаждения. Авт. свид.
№ 387193. Опубл, в бюл. «Открытия. Изобретения. Пром, образцы. Товарные знаки».
1973, № 27, с. 112. Авт.: И. П. Усюкйн, Н. А. Александров, X. Фляйшхауэр,
В. А. Васютин.
Установки разделения воздуха и оборудование для хранения, транспортировки
и газификации низкотемпературных жидкостей. Каталог-справочник. М., ЦИНТИ-
химнефтемаш, 1970.
Усюкйн И. П., Воскресенский В. Г. Способ обеспечения незамерзаемости
теплообменников # и регенераторов при получении кислорода. Авт. свид. № 85065.
Linde Berichte aus Technik und Wissenschaft. Wiesbaden, Linde AG, 1952—1971,
NN 1—30.
К ГЛАВЕ IV
Аксельрод Л. С., Юсова Г. М. О величине удельного уноса на ситчатых тарел-
ках ректификационных колонн. — «Кислород», 1950, № 4, с. 1—11.
Александров Н. А. Исследование массообмена и гидравлического сопротивления
при противоточной дефлегмации воздуха в аппаратах с пластинчато-ребристой насад-
кой. Автореф. дис. на соиск. учен, степени канд. техн. наук. М., 1971. 16 с. (МИХМ).
Аппараты и машины кислородных установок.—«Труды ВНИИКИмаш», 1956, вып. 1;
1959, вып. 2; 1960, вып. 3; 1961, вып. 4; 1962, вып. 5; 1963, вып. 6.
Б е р г о В. Г. Расчет противоточной конденсации и испарения бинарных смесей. —
«Кислород», 1959, № 5, с. 6—11.
Герш С. Я. Метод получения дешевого кислорода. —«Автогенное дело», 1944, № 1,
с. 8—12.
334
Г е р ш С. Я. Эффективные циклы глубокого охлаждения и новые принципы разделения
воздуха. М., Машгиз, 1946. 119 с.
Домашиев.А. Д. Конструирование и расчет химической аппаратуры. М.» Машгиз,
1961. 624 с.
Касаткин А. Г., Плановский А. Н., Чехов О. С. Расчет тарельчатых
ректификационных и абсорбционных аппаратов. М., Стандартгиз, 1961. 81 с.
Кафаров В. В. Основы массопередачи. М., «Высшая школа», 1972, изд. 2-е. 494 с.
Клод Ж. Жидкий воздух. М. Техиздат, 1930. 361 с.
Отраслевая нормаль. Тарелки ректификационные ситчатого типа для колонн воз-
духоразделительных установок НКО-299—64, НКО-309—64. М., 1964.
Разделение воздуха методом глубокого охлаждения. Т. 1. Под ред. В. И. Епифа-
новой и Л. С. Аксельрода. Изд. 2-е, М., «Машиностроение», 1973. 473 с.
Техника низких температур. М.—Л., «Энергия», 1964. 448 с. Авт.: А. М. Архаров,
К. С. Буткевич, А. Г. Головинцев, В. М. Кулаков, И. В. Марфенина, Е. И. Мику-
лин, М. Б. Столпер.
У с ю к и н И. П. Термодинамика разделения воздуха. — «Труды МИХМа», 1935, вып. 2,
с. 3—62.
Усюкин И. П., Аксельрод П. С. О трубчатых пленочных ректификационных
аппаратах. — «Кислород», 1952, № 3, с. 1—8.
Усюкин И. П., Аксельрод Л. С. Основы гидравлического расчета ситчатых
ректификационных колонн. — «Кислород», 1949, № 1, с. 2.
Усюкин И. П., Александров Н. А., Фляйшхауэр X. Расчет процесса
разделения бинарных смесей в противоточном дефлегматоре. — В сб.: «Техника низ-
ких температур». М., «Машиностроение», 1974, вып. 1, с. 95—111.
Усюкин И. П., Александров, Н. А., Фляйшхауэр X. Разделение воз-
духа в пластинчато-ребристом дефлегматоре. Криогенное, кислородное и автогенное
машиностроение. М., 1970, ЦИНТИхимнефтемаш, № 3, 8.
Усюкин И. П., Александров Н. А., Использование дефлегматора в воздухо-
разделительной установке. — «Химическое и нефтяное машиностроение», 1971, № 11,
с. 16.
Colburn А. Р., Drew Т. В. The condensation of mixed vapors. Trans. Amer. Instn.
Chem. Engrs., 1937. 33, N 2, 197—215.
Dodge B. F., HousumC. Thermodynamics of air separation. Trans. Amer. Instn. Chem.
Engrs., 1927, 19, 117—151.
Gardner I. B., Smith K. S. Thermodynamic irreversibility in low temperature air
distillation columns. Proceedings of the X-th. Internationsl congress of refrigeration.
Pergamon Press, 1960.
Hausen H. Verlustfreie Zerlegung von Gasgemisehen durch umkehrbare Rektifikation.
Zeitschr. f. techn. Physik, 1932, N 6, s. 71.
Hochgesand G. Uber den Einfluss von Kondensation und Verdampfung auf die Rek-
tifikation von Zweistoffgemischen in Rohrkolonnen. VDI-Forschungsheft, 1963, Bd. 29.
H a s e 1 d e n G. G. An approach to minimum power consumption in low temperature gas
separation. Trans. Instn. Chem. Engrs. 1958, 36, N 3, 123—132.
Kirschbaum E. Die Verstarkung durch teilweise Condensation binarer Gemische.
Dechema-Monographic, 1930, N 12, Bd. 2.
Kirschbaum E. Destillir und Rektifiziertechnik. 3 Aufl., Berlin—Cottingen—Hei-
delberg, 1960.
Mc-Cabe, Thiele Graphical design of fractionating columns. Ind. Eng. Chem., 1925,
17, N 16, 605.
Westphelyk H. Das Verhaltnis der Stoffaustauschwiderstande bei der Rektifikation
von Dreistoffgemisehen. Chem. Ing. Techn., 1970, 42, N 22, 1367—1372.
К ГЛАВЕ V
Амелин А. Г. Теоретические основы образования тумана при конденсации пара. М.,
«Химия», 1966. 294 с.
Альтшуль А. Д. Гидравлическое сопротивление. М., ««Недра», 1970. 216 с.
Взрывобезопасность воздухоразделительных установок. Сб. статей. М.,
ЦИНТИхимнефтемаш, 1969. 148 с.
Вопросы глубокого охлаждения'. Сб. статей под ред. М. П. Малкова. М., ИЛ 1961.
429 с.
Горохов В. С. Аппараты установок для разделения воздуха (конструирование
и расчет). М., «Машиностроение», 1965. 235 с.
Гребер Г., Эрк С., Григуль У. Основы учения о теплообмене. М., ИЛ, 1958.
566 с.
Дилевская Е. В. Вопросы криогенной техники. М., ЦИНТИхимнефтемаш,
1968.
Добудько В. Д. Пластинчатый конденсатор. Авт. свид. № 321158 (СССР). Опубл, в
бюл. «Открытия. Изобретения. Пром, образцы. Товарные знаки», 1971, № 34,
с. 215.
Добудько В. Д. Пластинчатый конденсатор. Авт. свид. № 381288. Опубл, в бюл.
«Открытия. Изобретения. Пром, образцы. Товарные знаки», 1973, № 21, с. 208.
335
Добудько В. Д., Р о н ж и н Л. П. Пластинчатый конденсатор-испаритель воздухо-
разделительной установки. Авт. свид. № 412458. Опубл, в бюл. «Открытия. Изобре-
тения. Пром, образцы. Товарные знаки», 1974, № 3.
Елухин Н. К., Иванов М. Е. Выбор конструкции и расчет конденсаторов для
крупных кислородных установок. —«Труды ВНИИКИмаш», 1956, вып. 1, с. 37—45.
Елухин Н. К., Иванов М. Е. Расчет конденсаторов-испарителей воздухоразде-
лительных установок. — «Кислород», 1959, № 2, с. 21—27.
Елухин Н. К., Иванов М. Е. К вопросу о теплообмене при конденсации и кипе-
нии в условиях глубокого охлаждения. Аппараты и машины кислородных устано-
вок. — «Труды ВНИИКИмаш», 1959, вып. 2, с. 83—110.
Елухин Н. К., Красникова О. К. Теплообмен и гидравлическое сопротивле-
ние в микротеплообменниках. — «Кислородное и автогенное машиностроение». 1967,
№ 1, с. 11—14.
Елухин Н. К», Черняева И. Н. К вопросу об очистке воздуха от примесей в пла-
стинчатых реверсивных теплообменниках. — «Труды ВНИИКИмаш», 1968, вып. 12,
с. 128—144.
Елухин Н. К-, Вишнев И. П. Методика расчета конденсаторов-испарителей и пар-
лифтов воздухоразделительных установок. — «Труды ВНИИКИмаш», 1963, вып. 7,
с. 102—119.
Журавлева И. Н., Елухин Н. К. Результаты экспериментального исследова-
ния пластинчато-ребристых теплообменников. — «Труды ВНИИКИмаш». 1967, вып. 11,
с. 46—55.
Журавлева И. Н., Елухин Н. К. Уравнение распределения температур в ребре
и некоторые особенности расчета трехпоточных пластинчато-ребристых теплообменни-
ков. — «Труды ВНИИКИмаш», 1967, вып. 11, с. 56—70.
Идельчик И. Е. Справочник по гидравлическим сопротивлениям. М.—Л., Госэнерго-
издат, 1960. 464 с.
Исаченко В. Н., Осипова В. А., Сукомел А. С. Теплопередача. М., «Энер-
гия», 1969. 439 с.
Красникова О. К. Исследование теплоотдачи и гидравлического сопротивления
в малогабаритных витых теплообменниках. Автореф. дис. на соиск. уч. степени канд.
техн. наук. М., 1969. 16 с.
Кузьменко И. Р., Орлов В. К. К расчету пластинчато-ребристых теплообме-
ников. — В сб.: «Алгоритмизация расчета процессов и аппаратов химических произ-
водств, технологии переработки и транспорта нефти и газа на ЭЦВМ». Киев, «Наукова
думка», 1967, вып. 3, с. 40—49.
Кутателадзе С. С., Боришаиский В. М. Справочник по теплопередаче.
М.—Л., Госэнергоиздат, 1959. 414 с.
Кэйс В. Н. Лондон А. Л. Компактные теплообменники М., «Энергия», 1967. 223 с.
Лабунцов Д. А. Теплоотдача при пленочной конденсации чистых паров на верти-
кальных поверхностях и горизонтальных трубках. — «Теплоэнергетика», 1957, № 7,
с. 72—80.
Массообмен в двухпоточных регенераторах воздухоразделительных установок.
Информационный листок № 3 (6). М., ЦИНТИхимнефтемаш, 1971, авт.: В. Р. Густов,
Н. К- Елухин, Е. А. Чернышева, А. И. Туманов.
Микулин Е. И. Криогенная техника. М., «Машиностроение», 1969. 270с.
М и к у с Г. Д. Применение пластинчатых оребренных теплообменников для низкотем-
пературных и криогенных процессов. — «Инженер-нефтяник» (США), 1967, 39, № 9,
с. 54—58.
Петровский Ю. В., Фастовский В. Г., Ройзен Л. И. Применение
оребренных трубок в витых поперечноточных теплообменниках. — «Химическая про-
мышленность», 1961, № 9, с. 650—655.
Петровский Ю. В., Фастовский В. Г. Современные эффективные теплооб-
менники. М.—Л., Госэнергоиздат, 1962. 256 с.
Прандтль Л. Гидроаэромеханика. М., ИЛ, 1949. 520с.
Разделение воздуха методом глубокого охлаждения. Под ред. В. И. Епифановой
и Л. С. Аксельрода. Т. 1. Изд. 2-е. М., «Машиностроение», 1973. 472 с.
Р а ц И. И. Конструкции, исследования и расчет пластинчатых теплообменных аппа-
ратов. М., ЦИНТИхимнефтемаш, сер. VII, 1962. 168 с.
Садовский М. Р. Исследование теплоотдачи и сопротивления в сетчатых насадках.
Автореф. дис. на соиск. учен, степени канд. техн. наук. М., 1969. 16 с. (МИХМ).
Светлов Ю. В. Исследование влияния геометрических факторов на теплообмен и гид-
равлическое сопротивление в дисковых насадках регенераторов. Автореф. дис. на соиск.
учен, степени канд. техн. наук. М., 1967. 16 с. (МИХМ).
Справочник по физико-техническим основам криогеники. М., «Энергия», 1973.
392 с. Авт.: М. П. Малков, И. Б. Данилов, А. Г. Зельдович, А. Б. Фрадков.
Сухов В. И., Орлов В. К., Ш е в я к о в а С. А. Исследование теплообмена при
кипении кислорода и конденсации азота в пластинчато-ребристом аппарате. «Кисло-
родная промышленность». М., НИИТЭхим 1970, № 1, с. 25—32.
Таран В. Н., Ш н е й д И. М. Метод расчета трехпоточных теплообменников. —
«Труды Одесского технологического института пищевой и холодильной промышлен-
ности». 1962, т. 11, с. 63—70.
336
Файнштейн В. И. Исследование процесса накопления углеводородов в конденса-
торах-испарителях воздухоразделительных установок. Автореф. на соиск. учен, сте-
пени канд. техн. наук. М.» 1972. 16 с. (ГИАП).
Файнштейн В. И., Назарова К-А., Масумов Д. И. Исследование отло-
жения взрывоопасных примесей на теплопередающих поверхностях при кипении
жидкого кислорода в трубках. — «Криогенное и кислородное машиностроение». 1972,
№ 1, с. 11—12.
Шорин С. Н., Сухов В. И., Шевякова С. А., Орлов В. К. Исследо-
вание теплопереноса при кипении циркулирующей криогенной жидкости в вертикаль-
ных каналах. — «Процессы в установках и системах», 1973, вып. 15, с. 15—26.
Eckehard F., Schmidt Т. Е. Warmeubergang und Druckverlust in Rohrschlan-
gen. Chemie. Ing. Techn. 1967, 39, N 13, s. 781—832.
Lenfestey A. G. Low temperature heat exchangers. Progress in Gryogenics. Heywood
Company Ltd., London, 1961, p. 23—47.
Milton R. M., Gottzman G. F. High Efficiency reboilers and condensers. Chem.
Eng. Progr. 1972, 68, N 9, p. 56—61.
N u s s e 1 t W. Die Oberflachenkondensation des Wasser damp fes. Zeitsehrift VDI. 1916,
27, s. 541—546.
N u s s e 1 t W. Die Theorie des Winderhitzers. Z. VDI. 1927, Bd. 71, N 3, s. 85—91.
К ГЛАВЕ VI
Атрощенко В. И. и др. Технология связанного азота. Харьков, «Университет»,
1962. 322 с.
Ишкин И. П., Б у р б о П. 3. Распределение аргона в кислородно-аргонном разде-
лительном аппарате и интенсификация процесса его получения. — «Автогенное дело»,
1939, № 8, 12—14.
Патент США № 2810454, 22.10.57.
Патент США № 3581511, 1.06.72.
Справочник по разделению газовых смесей. Под ред. И. И. Гельперина. М., Гос-
химиздат, 1963. 512 с.
Установки разделения воздуха и очистки редких газов. Каталог. М., ЦИНТИхим-
нефтемаш, 1965.
В а 1 d u s Н. Methoden und Umfand von Berechnungen, Linde Berchte aus Technik und
Wissenschaft, 1967, N 23, s. 8—11.
Bewilogua L. Continuously Working Plant For the Separation of Neon-Helium Mix-
tures, Cryogenics, 1962, 2, N 6, p. 290—291.
Equilibrium ratio data book, NGAA, Tulsa, 1957.
F о r g W. Die Verflussigung von Ergas, Linde Berichte aus Technik und Wissenschaft,
1970, N 28, s. 27—39.
F о r g W., Stichlmair J. Die Gewinnung von rein Wasserstoff aus Gemischen mit
leichten aliphatischen Kohlenwasserstoffen mit Hilfe teifer Temperaturen. «Kaltetech-
nik—Klimatisierung», 1969, 21, s. 104.
Haselden G., T h or-ogoo d R. Point efficiency in the distillation of the oxygen—
nitrogen—argon system. Trans. Inst. Chem. Eng., 1964, 42, N 3, s. 81—100.
Hydrocarbon Processing, 1967, 46, N 11, 133—244.
Knapp H., Huck A. Berechnung der Gegenstrom-extraktionen fest/flussig fur lang-
sam verlaufende Losungsvorgange oder bei gleichzeitigen Absorptionsvorgangen. «Chem.-
Eng. Techn», 1958, 30, N 1, s. 7—13.
К о b e 1 t G., О ft о W. Uber die Gewinnung von Edelgasen, «Chemische Technik», 1967,
19, s. 449.
Kruis A., Scholz W. Tieftemperatur-Waschen zur Gaszerlegung. Linde Berichte
aus Technik und Wissenschaft, 1964, N 17, s. 15—23.
Linde H. Athylengewinnung mit Hilfe von tiefen Temperaturen. Linde Berichte aus
Technik und Wissenschaft, 1958, N 3, s. 12—24.
Peer G. Kontinuierlich arbeitende Anlage zur Gewinnung von reinstem neon. «Kaltetech-
nik-Klhnatisierung», 1968, 20, N 6, s. 129—181.
К ГЛАВЕ VII
Данилов И. Д. Установка для ожижения гелия ГС-2.—«Кислород», 1958, № 4>
с. 20—26.
Выделение дейтерия из водорода методом глубокого охлаждения. М., Госатомиздат,
1961. 151 с. Авт.: М. П. Малков, А. Г. Зельдович, А. Б. Фрадков, И. Б. Данилов.
Жидкий водород. Сб. пер. под ред. М. П. Малкова. М., «Мир», 1964. 416с.
Зельдович А. Г., Пилипенко Ю. А. Ожижитель водорода ВО-2, предназна-
ченный для обслуживания больших жидководородных камер. — «Приборы и тех-
ника эксперимента», 1964, № 5, с. 203—206.
Капица П. Л., Данилов И. Д. Детандерный ожижитель гелия каскадного типа
без посторонних хладагентов. ЖТФ. 1962, 32, № 4, с. 457.
Капица П. Л. Расчет гелиевого ожижительного цикла с каскадным включением
детандеров. ЖТФ, 1959, 29, № 4, с. 427.
22 И. п. Усюкин
337
Комли Е., Рид Р. Доклад на VI Международном нефтяном конгрессе. Экспресс-
информация.— «Химия и технология нефти и газа», 1965, № 4, реф. 34.
Мелик-Пашаев Н. Водородные ЖРД. — «Авиация и космонавтика», 1965, № 9,
с. 33—37.
Паушкин Я. М. Химия реактивных топлив. М., Изд-во АН СССР, 1962.
Свойств^ жидкого и твердого водорода. М., «Стандарты», 1969. 136 с.
Скотт Р. Б. Техника низких температур. М., ИЛ, 1962. 413 с.
Фрадков А. Б., Троицкий В. Ф. Водородный ожижитель с двухступенчатой
конверсией для получения 98% -ного параводорода. — «Приборы и техника экспе-
римента», 1964, № 1, с. 233—235.
В а 1 d u s W. Abscheiden vor Wasserstoff aus Koksofengas in Regeneratoren-Erzeugen
von NH3 — Synthesegas. Linde Berichte aus Technik und Wissenschaft. 1964, № 17,
s. 3—6.
Baldus W., Selimaier A. Continuous Helium II Refrigerators. Adv. Gryog. Eng.
1968, 13, p. 434.
Baldus W. Helium II Refrigerator for 300 W at 1,8 К Adv. Cryog. Eng. 1970, 16,
p. 163—170.
Cr a i k F. Nitrogen/Helium Separation from Natural Gas. Chem. and Process Eng., 1970,
51, N 6, p. 137.
Daunt J. Cryogenic Instrumentation. Science, 1956, 124, N 3226, p. 777—780.
Engels L. Die Orthowasserstoff—Par a wasserstoff—Umwandlung. Zeitschrift fur Chemie,
1964, 4, N 5, s. 162—169.
Giger V. Cryogenic equipment for nuclear research. Sulzer Technical Review, 1968,
N 4, p. 175.
G 1 a t h a a r R. et al. Helium Kalteanlage mit einer Leistung von 300 W bei einer Tempe-
ratur von 1,8 K. Linde Berichte aus Technik und Wissenschaft, 1970, N 38, s. 317.
Helium from natural gas. Chem. Processing, 1965, 11, N 3, p. 4—5.
Lerner W. Industrial Achievements of Liquid Hydrogen destination Liquid hydrogen
International Institute of Refrigeration, Oxford Pergamon Press, 1965, p. 283.
Lerner W. et al. Schwerwasserstoffgewinnung in einer grosstechnischen Rektifikation-
sanlge. Linde Berichte aus Technik und Wissenschaft. 1959, N 5, S. 3—14; 1964, N 17,
s. 3—6.
M a t s u m о t a V. et al. Large scale helium liquefier. Gryogenic Engineering, 1969, 4,
N 4, 176—180.
Nelson W., Muller J. Liquid Hydrogen in Tonnage Quantities. Liquid Hydrogen.
International Institute of Refrigeration, Oxford Pergamon Press, 1965, p. 277.
Pohlenz J.,Stine L. New process promises low-cost hydrogen. Oil and Gas J., 1962,
60, N 17, p. 82—85.
Process Cleaves Hydrogen From Hydrocarbons. Chem. Eng. 1962, 69, N 10, p. 90—92.
Robinson G., Hogan W. Large scale helium refrigeration system for the range
2—20 k. The Proceedings of the First International Cryogenic Enginneting Conference,
Tokyo, 1967.	*
S c h a r 1 e W. The safe handling of liquid hydrogen The Chemical Engenner, 1965, N
185, p. CE 16—24.
S c h 1 a t t e г e г В. et al. Deuteriumgewinnung durch Wasserstoffdestillation. Kaltetech-
nik, 1959, 11, N 8, s. 250—254.
T a g u n g der Kommission I des Internationa ten Kalte—Institute in Grenoble. Kaltetech-
nik, 1965, 17, N 12, s. 390—391.
Technology and uses of Liquid hydrogen, Ed. by Scott R. Oxford Pergamon Press,
1964, p. 415.
Technology of Liquid helium U. S. Nat. Bur. Stand. Monograph III, 1968.
T r e p p C. Characteristics of Industrial scale helium refrigerators with turboexpanders.
The Proceedings of the First International Cryog. Eng. Conference, Tokyo, 1967, p. 277.
ПРЕДМЕТНЫЙ УКАЗАТЕЛЬ
А
Азот, вязкость 26
—	давление насыщенных паров 18
—	диаграммы состояния 22
—	производство 8
—	теплопроводность 35
—	физические константы 20—22
Азотные установки см. Установки для
разделения воздуха
Аргон, вязкость 30
—	давление насыщенных паров 18
—	диаграммы состояния 23
—	получение, см. Установки для получе-
ния аргона
—	теплопроводность 35
—	физические константы 20—22
В
Ван-дер-Ваальса уравнения 16, 17
Взрывобезопасность воздухоразделитель-
ных установок 206
Водород, вязкость 30
—	давление насыщенных паров 18
—	диаграммы состояния 23
—	получение 9
—	сжимаемость 18
—	теплоемкость 20
—	теплопроводность 37
—	термодинамические свойства 19
— физические константы 20—22
Водородные ожижительные установки, ла-
бораторные малой производительности
268
---ВО-2 268
---ВОС-3 268
---для ожижения водорода с трехсту-
пенчатой конверсией 269
— промышленные большой производи-
тельности 271
---для ожижения водорода с конденса-
цией примесей углеводородов 272
---фирмы «Линде» (США) 273
---фирмы «Зульцер» (Швейцария) 274
---фирмы «Эйр продакте» (США) 271
Воздух, влажный 25
—	давление насыщенных паров 18
—	диаграммы состояния 20
—	ректификация 112
—	состав 22
—	теплоемкость 20
—	теплопроводность 37
— термодинамические свойства 19—22
Высота, эквивалентная единице переноса
массы 109
Воздухпразделительные аппараты 106
Воздухоразделительные установки, жид-
кого кислорода и жидкого азота 54
---АДС-50 56
---АЖА-0,04 55
---АЖК-0Д2М 55
---АКДС-30 54
---АКДС-70М 56
---Г-540 с получением сырого аргона 57
---ЖА-1 60
---ЖА-ЗООМ 57
---КЖ-1АР 58
---КЖАЖ-0,04 56
---КТ-3600 63
---низкого давления для жидкого кис-
лорода 65
---фирмы «Кобе Стил» (Япония) 61
---фирмы «Лэр Ликид» (Франция) 61
---фирмы «Мессер Грисхейм» (ФРГ) 67
---фирмы «Ривойра» (Италия) 59
— низкого давления воздуха 88
---для получения технического кисло-
рода 88
---для получения обогащенного кисло-
родом воздуха 90
---для получения технологического кис-
лорода (МИХМ) 93
---для получения чистого кислорода
и сравнительно чистого азота 92
--- для получения чистых кислорода и
азота 91
— технического кислорода 44
---азотно-кислородная АКГН-115/18 48
---азотно-кислородная АКГСН-960 50
---КГ-ЗОМ 50
---КГН-30 44
---КГН-ЗОТ 47
---КГСН-150 50
---СКДС-30 49
---УКГС-100 48
---фирмы «Ривойра» (Италия) 51
— технического кислорода и чистого азота
71, 81, 82, 83, 84, 86, 88
---БР-1 74
---БР-1КАр 77
---БР-2 78
---БР-2М 79
---БР-4А 73
*----БР-5М 78
---БР-6М 79
---КТ-3600 71
---КТ-ЗбООАр 73
---фирмы «Кобе Стил» (Япония) с ре-
генераторами 80, 87
---фирмы «Лэр Ликид» (Франция) 83
---фирмы «Линде» (ФРГ) 80, 87
---фирмы «Мессер Грисхейм» (ФРГ) 85
Вязкость газов и жидкостей, диаграммы
26-35
Г
Газы, вязкость 26
—	давление насыщенных паров 18
—	ожижение 11
—	плотность 26
—	сжимаемость 18
—	теплопроводность 35
—	физические константы 20—22
Гелий, вязкость 30
—	давление насыщенных паров 18
—	диаграммы состояния 24
—	производство и применение 13
—	теплопроводность 41
—	физические константы 20—22
Гелиевые ожижительные и рефрижератор-
ные установки, для получения темпе-
ратур ниже 2К 307
---рефрижераторная фирмы «Артур
Д. Литтл» (США) 308
---рефрижераторная фирмы «Линде»
(ФРГ) 307
339
— определение оптимальных схем рефри-
жераторных и ожижительных устано-
вок 309
— лабораторные малой производительно-
сти 280
---ожижительная Г-45 282
---ожижительная ГС-2 280
---ожижительная фирмы «Лэр Ликид»
(Франция) 281, 283
---ожижительные и рефрижераторные
V = 4 и V = 8 фирмы «Линде» (ФРГ)
282
---рефрижераторная К-2 283
— промышленные большой производи-
тельности с поршневыми детандерами
284
---ожижительная Г-1 284
---ожижительная ИФП АН СССР 288
---ожижительная и рефрижераторная
фирмы «Линде» (ФРГ) 289
--- расчет 285
— промышленные большой производи-
тельности с турбодетандерами 297
---ожижительная фирмы «Зульцер» 304
---ожижительно-рефрижераторная фир-
мы «Линде» (ФРГ) 297
---ожижительно-рефрижераторная фир-
мы «Хитачи» (Япония) 301
Гиббса идеальный процесс разделения
106
Гидравлическое сопротивление, барботаж-
ных колонн 114
—	насадок регенераторов 187
—	насадочных колонн 115
—	рекуперативных теплообменников 145,
171, 172
Д
Давление насыщенных паров веществ 18
Дейтерий, диаграмма состояния 24
—	производство и использование 12
Дейтерия получения установки
—	из водорода, полученного электролизом
воды 279
—	для производства тяжелой воды из син-
тезгаза 275
—	с пластинчато-ребристыми теплообмен-
никами 278
—	с регенераторами 276
Дефлегматоры, конструкция ИЗ, 116
—	расчет 122
Диаграммы состояния см. Азот, аргон,
водород, воздух, влажный воздух, водя-
ной пар, гелий, дейтерий, кислород,
метан, неон, пропан, этан, этилен, диа-
граммы состояния
Дроссель-эффект дифференциальный 19
— изотермический 19
Дейтерий, вязкость жидкого 34
Е
Единицы измерений 327—330
Ж
Жидкость, теплопроводность 35
3
Закон(ы), Генри 41
—	Дальтона 41
—	Ньютона 30
—	Рауля 41
—	сохранения энергии 16
Захлебывание тарелки 125
И
Исчерпывающая часть колонны 107
К
Кипение жидкостей 20
Клайперона уравнение 16
Кислород, вязкость 29
—	давление насыщенных паров 18
—	производство 5
—	теплопроводность 35
—	диаграммы состояния 25
—	физические константы 20—22
Кислородные установки см. Воздухораз-
делительные установки
Колонна ректификационная
—	адиабатическая идеальная 107
—	неадиабатическая идеальная 106
—	расчет гидравлический 113, 124
—	с ситчатыми тарелками 113
Конверсия водорода 267
Конденсаторы — испарители, классифика-
ция 191
—	пластинчато-ребристые 194
— трубчатые 200
--- витые 212
---оросительные 200
---с внутритрубным кипением 205, 212
---с межтрубным кипением 201
—	фирмы «Юнион Карбайд» 213
Коэффициент гидравлического сопротив-
ления 143
—	массообмена 110
—	массопередачи 111
—	полезного действия ребра 171
—	теплоотдачи 140
—	теплопередачи 140, 153
—	теплопроводности 152
Криптон, вязкость 29
—	давление насыщенных паров 18
—	теплопроводность 41
—	получение. См. Установки для полу-
чения криптона
—	физические константы 20, 22
Критерий(и), Нуссельта 152
—	Пекле 152
—	Прандтля 152
—	Рейнольдса 152
—	Эйлера 152
Ксенон/ давление насыщенного пара 18
—	получение. См. Установки для получе-
ния ксенона
—	теплопроводность 41
—	физические константы 20—22
М
Масса молекулярная 20
—	удельная жидкости 21
Массообмен, основные закономерности 108
—	при конденсации 110
—	расчет процессов 118
—	уравнение 109
—	эквимолярный 108
Материальный баланс 16
Метод, Мак—Кэба—Тиле 118, 130
—	Поншона 120, 131
340
Неон, вязкость 30
— получение, см. Установки для полу-
чения неона
—	содержание в воздухе 8
—	физические константы
П
Пароводород 267
Плотность газов при нормальных уело-
виях 20
Природный газ, ожижение, см. Установки
для ожижения природного газа
Пропан, вязкость жидкого 41
—	диаграммы состояния 24
Р
Работа разделения 106, 108
— техническая 19
—физическая 19
Реверсивные теплообменники, конструк-
ция 169
— незабиваемость 186
Регенераторы, конструкция 187
—- расчет 187, 188
Т
Тарелки ректификационные, расчет гид-
равлический 124
— расчет числа 130, 131
— ситчатые 115
Теплообменные аппараты, гидравлический
расчет 143
— классификация 138
— для переключающихся потоков 184
---незабиваемость 185
— пластинчато-ребристые 166
---основы расчета 170
— сетчатые 182
— схемы движения потоков 139
— расчет конечных температур 143
— трубчатые 145
---витые 146
------ расчет 152
---прямотрубные 145
Углеводороды, производство 9
Укрепляющая часть колонны 107
Установки, азотные см. Воздухораздели-
тельные установки
— воздухоразделительные 54
— гелиевые ожижительные и рефрижера-
торные 282
— жидкого кислорода и жидкого азота 54
— для ожижения водорода 267
— для ожижения природного газа 248
— для получения азото-водородной смеси
224
— для получения аргона, криптона, ксе-
нона, неона и гелия 236
— для получения водорода 231
— для получения дейтерия и тяжелой
воды 275
— для получения неоно-гелиевой смеси
241
— для получения этилена 216
— для разделения смесей углеводородных
и редких газов 216
— технического, или чистого кислорода 45
— технологического, технического кисло-
рода и жидкого азота 54
Ч
Число единиц переноса массы 109
— теоретических тарелок 119
Э
Эквивалентный диаметр 161, 182
Этан, вязкость жидкого 35
— диаграмма состояния 24
— теплопроводность жидкого 41
Этилен, вязкость жидкого 35
— диаграммы состояния 25
— теплопроводность жидкого 41
ОГЛАВЛЕНИЕ
Предисловие ................................................................. 3
Глава I
Состояние и перспективы развития криогенной техники ........................ 5
Производство и использование продуктов разделения воздуха (кислорода, азота
и редких газов).......................................................... 5
Получение газообразного водорода или азото-водородной смеси................. 9
Производство этилена, пропилена и других углеводородов...................... 9
Ожижение природного газа .................................................. 11
Производство и использование жидкого водорода, дейтерия и тяжелой воды . .	12
Производство и применение жидкого и газообразного гелия.................... 13
Глава II
Термодинамические и теплофизические свойства веществ....................... 16
Термодинамическая характеристика реальных газов............................ 16
Теплофизические свойства веществ и равновесие фаз при низких температурах . .	25
Глава III
Промышленные установки для разделения воздуха.............................. 44
Технологические схемы установок технического, или чистого, кислорода ....	44
Технологические схемы установок жидкого кислорода и жидкого азота........	54
Технологические схемы установок технологического, технического кислорода
и чистого азота ........................................................ 71
Г л а в а IV
Воздухоразделительные аппараты............................................ 106
Основные принципы термодинамики разделения	воздуха........................ 106
Типы ректификационных аппаратов и дефлегматоров .......................... 112
Конструкции ректификационных колонн с ситчатыми тарелками................. 113
Конструкции дефлегматоров ................................................ 116
Основы расчета процессов массообмена....................................... ИЗ
Основы гидравлического расчета ректификационных колонн с ситчатыми тарел-
ками .................................................................. 124
Примеры расчета воздухоразделительных аппаратов........................... 129
Глава V
Теплообменные аппараты.................................................... 138
Классификация теплообменных аппаратов и требования к ним.................. 138
Основы расчета теплообменных аппаратов.................................... 139
Трубчатые теплообменники.................................................. 145
Основы расчета трубчатых теплообменников.................................. 152
Пластинчато-ребристые теплообменники...................................... 166
Основы расчета пластинчато-ребристых теплообменников...................... 170
Сетчатые теплообменники .................................................. 182
Теплообменные аппараты для переключающихся потоков ....................... 184
Конденсаторы-испарители воздухоразделительных установок................... 191
342
Глава VI
Установки для разделения смесей углеводородных и редких газов и ожижения
природного газа........................................................ 216
Технологические схемы установок для получения этилена..................... 216
Технологические схемы установок для получения азото-водородной смеси . . .	224
Технологические схемы установок для получения водорода ................... 231
Технологические схемы установок для получения редких газов: аргона, крип- №4
тона, ксенона, неона и гелия .......................................... 236
Технологические схемы установок для ожижения природного газа.............. 248
Глава VII
Установки для ожижения водорода и получения дейтерия и тяжелой воды. Гелие-
вые ожижительные и рефрижераторные установки........................... 267
Технологические схемы установок для ожижения	водорода ......... 267
Технологические схемы установок для получения дейтерия и тяжелой воды из
жидкого водорода....................................................... 275
Технологические схемы гелиевых ожижительных	и рефрижераторных установок 280
Приложения................................................................ 327
Список использованной литературы.......................................... 332
Предметный указатель ..................................................... 339
Иван Петрович Усюкин
УСТАНОВКИ, МАШИНЫ И АППАРАТЫ КРИОГЕННОЙ ТЕХНИКИ
Часть I
Редактор Г. А. Гусева
Художник Б. Г. Каплун
Художественный редактор С. Р. Н а к
Технический редактор Л. И. Кувыркина
Корректоры М. А. Элентух, Р. А. Любарская
Т-09665. Сдано в набор 28/VI 1975 г. Подписано в печать 2/V 1976 г.
Формат 70Х 108/16. Бумага типографская Кв 2. Объем 21,5 печ. л.=30,1 усл. печ. л.
Уч.-изд. л. 31,58. Тираж 8000 экз. Заказ Кв 388. Цена 1 р. 44 к.
Издательство «Пищевая промышленность»
113035, Москва, М-35, 1-й Кадашевский пер.* 12
Ленинградская типография Кв 6 Союзполиграфпрома
при Государственном комитете Совета Министров СССР
по делам издательств, полиграфии и книжной торговли
193144, Ленинград, С-144, ул. Моисеенко, 10