30kW渔船吸收式机组设计计算任务书

渔船氨水吸收式制冷用于渔船制冰的可行性分析 氨水吸收式制冷机组以氨为制冷剂 水为吸收剂 广泛应用于石油 化工 和食品加工冷藏等制冷温度要求较低的行业 目前影响氨水吸收式制冷机组在渔船上推广的原因主要有以下两条 1 氨的易燃易爆 2 船舶在海平面运行过程中 易来回摇摆颠簸 而氨水吸收式机组大部分 由盛载液体的换热器组成 换热器的摇摆影响换热效率 进而影响机组效率 本次氨水吸收式机组研发中 设计制冷量为 30kW 由于针对的是小型渔船 其危险性较小 原因分析如下 首先 小型渔船以打渔为主业 渔船上人本身 不多 且氨吸收式制冷机组安置于甲板上 处于一个比较开放的场所 二 氨 极易溶于水 船舶航行处于大量的水环境当中 事故一旦发生 只要用水对机 组进行喷淋即可 第三 机组应用在小型机组上 所用的氨量较小 对于渔船的颠簸影响换热器效率问题 可采用满液式换热器替代原先的降 膜式换热器 满液式换热器液面高于换热管束 使其在摇摆中仍能保证换热效 率 采用小塔径的精馏塔 且精馏塔内采用分层布液设置 可最大限度上避免 颠簸对精馏效果造成的影响 节流阀采用氨用热力膨胀阀 系统原先采用的是 氨浮球阀 浮球阀的优点是操作简单 造价低廉 但是由于浮球阀采用液位控 制阀的开启 船舶颠簸对液面冲击较大 容易造成浮球阀的误操作 热力膨胀 阀根据蒸发器的过热度控制阀门开启 控制简单且不易造成误操作 在前述分析基础上可以得出 渔船用氨水吸收式机组方案可行 为了进一 步测试机组运行效率及稳定性 拟开发一套小型氨用渔船机组 30kW 渔船吸收式机组热力计算 热力计算方法参照高田秋一 吸收式机组 内容 计算所采用的简化模型 如下图所示 分凝器 提馏段 精馏段 冷却水吸收器 发生器热源 冷凝器 冷却水 蒸发器 载冷剂 溶液热交换器 过冷器 其原理如下 图中虚线代表氨蒸汽流 点划线代表氨液流 实线分别代表浓氨水溶液流 与稀氨水溶液流 发动机排气余热通过满液式发生器的管道加热管外的氨水溶液 随着发生 过程的进行 溶液质量分数逐渐减小 温度逐渐升高 产生的饱和稀氨水溶液 进入溶液热交换器 与来自分凝器的浓氨水溶液进行热交换 过冷状态的稀氨 水溶液进入节流阀降压节流 进入吸收器准备吸收氨蒸汽 发生器产生的饱和氨蒸汽进入精馏塔提纯 精馏塔根据浓溶液的进料位置 由下而上分为提馏段与精馏段 由发生器上升的饱和氨蒸汽与来自吸收器的浓 氨水溶液进行充分的热质交换 使上升氨蒸汽的纯度逐段提高 为了进一步提 高提纯效果 精馏段上部设置了分凝器 与以往采用冷却水作为冷源的分凝器 系统不同 分凝器的冷源采用了来自吸收器并通过泵升压的浓氨水溶液 精馏 塔顶排出的氨蒸汽为较纯的氨蒸汽 氨蒸汽在冷凝器中冷凝 冷凝后的氨溶液 储存在氨溶液罐内 氨液进入过冷器与来自蒸发器的低温氨蒸汽进行热交换 得到过冷的氨溶液进入节流阀降压节流 生成低温低压的氨水湿蒸汽状态 进 入蒸发器吸收环境的热量实现制冷过程 另一方面 湿蒸汽状态的氨溶液吸收 热量后成为氨蒸汽进入过冷器进行换热 得到过热的氨蒸汽进入鼓泡式吸收器 被来自发生器的稀氨水溶液进行吸收 吸收终了的浓氨水溶液经溶液泵升压后进入分凝器对氨蒸汽进行精馏 再 经过溶液热交换器进行二次加热后进入精馏塔 精馏塔的回流液沿发生器上部 的开口重新流入发生器进行加热 如此实现循环过程 计算结果汇总如下 1 设计已知参数 根据任务书设定已知参数如下 需求制冷量 30KW 试验用冷却水进出口温度 32 C 37 C 冷却水串联进出吸收器和冷凝器 载冷剂进出口温度 8 C 13 C 采用热风炉替代原有的柴油机余热系统 热风炉设计基本参数 排烟温度 200 600 C 排烟流量为 400 500Nm3 h 由于采用了精馏塔 精馏塔设计提纯后的氨气浓度为 99 8 2 计算设定参数 冷凝器端换热温差 Tcond 3 C 根据冷凝器的冷却水出口温度 定义冷 凝温度为 Tc 40 假定氨液以饱和状态离开冷凝器 出冷凝器的氨液温度假 定为冷凝压力下的饱和状态 蒸发器端换热温差 Tevap 5 C 根据载冷剂出口温度定义蒸发温度为 Te 18 出蒸发器的氨蒸汽温度假定为蒸发压力下的饱和蒸汽状态 根据经验及发生器热端温差 设定发生器出口稀溶液温度为 130 发生 压力比冷凝压力高 0 01mPa 设定吸收压力比蒸发压力低 0 01mPa 串联冷却水出口温度为 37 C 取吸 收器冷端温差为 3 则吸收器出口溶液最低温度为 40 稀溶液出溶液热交换器温度 假定处于吸收压力下的饱和状态 设计温度 为 55 出过冷器的氨气温度 设计情况下比出冷凝器的氨液温度低 20 即进入 吸收器的氨蒸汽温度为 20 过冷器与溶液热交换的效率取值 0 95 3 热力计算结果 表中压力为绝对压力 计算得到的溶液循环倍率为 9 56 kg kg 即在发生器内每产生 1kg 氨气需 要向发生器内泵入 9 56 的浓溶液 循环热力计算结果如下 表中压力为绝对压力 参数 压力温度浓度流量 负荷编号设备名称位置 bar kg hkW 出吸收器浓溶液2 034033 521906 73 入吸收器稀氨液2 035525 777811 87 1吸收器 入吸收器的氨蒸 汽 2 032099 894 87 58 47 入发生器浓溶液15 723112 7 5 33 521906 73 出发生器稀溶液15 72313025 777811 87 2发生器 出发生器蒸汽15 72313085 65194 87 63 06 入溶液热交换器 稀溶液 15 72313025 777811 87 出溶液热交换器 稀溶液 156235525 777811 87 入溶液热交换器 浓溶液 15 72348 633 521906 73 3溶液热交 换器 出溶液热交换器 浓溶液 15 623112 1 3 33 521906 73 74 88 入冷凝器氨蒸汽15 62356 2399 894 874冷凝器 出冷凝器氨液15 6234099 894 87 30 33 入蒸发器氨蒸汽2 13 1899 894 875蒸发器 出蒸发器氨蒸汽2 13 1899 894 87 30 入过冷器氨蒸汽2 13 1899 894 87 出过冷器氨蒸汽2 132099 894 87 入过冷器氨溶液15 6234099 894 87 6过冷器 出过冷器氨溶液15 62319 399 894 87 2 34 7分凝器入分凝器浓氨水15 8234033 521906 7310 13 出分凝器浓氨水15 82348 633 521906 73 入分凝器氨蒸汽15 82370106 2 出分凝器氨蒸汽15 72356 2399 894 87 制冷系 数 0 4785 余热制冷机组换热设备传热设计计算 为了避免腐蚀 试验设计过程中所有与氨接触的结构均以不锈钢作为换热 材料 1 发生器 发生器采用满液式发生器 设计烟气量为 700Nm3 h 烟气进口温度为 400 C 烟气出口温度为 160 C 低温测溶液入口温度为 112 75 C 出口温度为 130 C 对数平均温差为 113 87 C 取其换热系数为 55 W m2 C 发生器负荷为 63 06kW 则理论换热面积为 10 06 m2 采用 80 根 38 3 5 螺纹烟管 由于单程布置管路较长 且为使烟气与溶液 充分换热 螺纹烟管平均分为上下两个流程 单根换热管长度为 1400mm 实 际换热面积为 10 9 m2 2 精馏塔 精馏塔采用填料塔 完整的精馏塔结构分为提馏段 精馏段与分凝器 为 了避免分液不均匀 三者采用相同的筒径 273 6 分别用法兰进行连接 提 馏段与精馏段采用不锈钢规整调料 精馏塔设计的主要参数除了塔径 另外一 个主要参数是填料高度 填料高度由实际段数得出 精馏塔所需段数可由理论段数与交换段的效率 B求得 B nth n 段效率 B可取值 0 3 0 8 之间 在氨水系统中 标准情况下氨与水的沸点相差 113 C 由于差值较大 此时 B取值 0 5 0 8 理论回流为 0 148 回流效率取值 0 8 则实际的回流为 0 185 根据计算提馏段理论段数 1 段 精馏段 2 段 段效率取值 0 8 则实际提馏 段为 1 25 段 精馏段 2 5 段 3 溶液热交换器 溶液热交换器采用单根套管换热器 套管换热器的缺点是体积较大 但可 以保证浓溶液与稀溶液纯逆流换热 换热效果较好 比较适合用于小型装置 考虑到机组整体布置时 温度相近的尽量布置在一端 溶液热交换器与发 生器布置在一侧 根据精馏塔设置于发生器左上端的特殊结构 限定溶液热交 换器安装于发生器的上端 且单根溶液热交换器的换热长度不宜长于 900mm 为了减少向周围环境散热量 在溶液热交换器设计中 一般使温度较高的 稀溶液通过内管 温度较低的浓溶液流通外管 稀溶液的质量流量为 811 87kg h 密度为 799 385kg m3 则其体积流量为 1 02m3 h 进出溶液热交换器的温度为 130 C 55 C 浓溶液的质量流量为 906 73 kg h 密度为 872 511kg m3 则其体积流量为 1 04m3 h 进出溶液热交换器的温度为 48 6 C 112 13 C 对数平均温差为 11 16 C 内管规格为 19 1 5 不锈钢管 外管规格为 32 2 5 忽略不锈钢热阻 取总换热系数为 2618W m2 C 溶液热交换器负荷为 75kW 则计算换热面积为 2 57m2 外管采用 77 根 32 2 5 不锈钢管 内管采 用 77 根 19 1 5 不锈钢管 单根换热管有效长度为 720mm 则总的换热面积 为 2 78 m2 其中 内管稀溶液流速为 1 83m s 外管浓溶液流速为 1m s 4 过冷器 过冷器与溶液热交换器同属单相流体换热 换热过程中无相变产生 其换 热系数较简单 过冷器的特殊在于它是两种不同压力的流体换热 考虑小管子 承压能力较好 故设计高压氨溶液流通管内 低压氨蒸汽流通管外 氨的质量浓度为 94 87kg h 氨蒸汽的密度为 1 788kg m3 氨溶液的密度为 655 852 kg m3 则氨蒸汽体积流量为 53 1 kg m3 氨溶液体积流量 0 14 kg m3 氨蒸汽进出口温度为 18 C 20 C 氨溶液进出口温度为 40 C 19 3 C 对数平均温差为 27 76 C 过冷器采用多套管换热器 单根外管中间套三根内管内管规格 19 1 5 外管规格 57 3 过冷器负荷为 2 34KW 忽略不锈钢金属热阻 计算得总换热系数为 121 4 W m2 C 理论换热面积为 0 69 m2 内管采用 15 19 1 5 外管 5 57 3 单根换热管有效长度为 1000mm 则实际换热面积为 0 75 m2 内管氨溶液流速 为 0 066 m s 外管氨蒸汽流速为 12 4 m s 5 分凝器 进出分凝器的氨蒸汽温度为 70 C 56 23 C 进出分凝器的浓氨溶液温 度为 40 C 48 6 C 对数平均温差为 18 7 C 分凝器负荷为 10 13kW 换热系数取值 1200 W m2 C 则理论换热面积为 0 45 m2 选取 46 19 1 5 作为换热管 单根换热管有效长度为 220mm 实际 换热面积为 0 51 m2 外部筒体仍为 273 6 6 吸收器 根据经验 采用鼓泡满液式吸收器 吸收器负荷为 58 47kW 对数平均温 差为 12 3 C 换热系数取值为 580 W m2 C 理论换热面积为 8 17 m2 采用 112 19 1 5 单根换热管有效长度为 1500mm 则实际换热面积为 8 44 m2 76 冷凝器与蒸发器 冷凝器与蒸发器采用板式换热器 考虑到制作难度 采用外购 冷凝器负 荷为 30 33kW 对数平均温差为 5 1 C 换热系数取值为 2047 72 W m2 C 理 论换热面积为 2 9 m2 蒸发器负荷为 30kW 对数平均温差为 7 21 换热系数取 值为 1294 72 W m2 C 理论换热面积为 3 2 m2 实际换热面积及换热器结构以 厂家选取型号为准 经计算 以上换热器均符合强度要求 机组所需外购件 非完整版 试验场所设置于上海海事大学的实验室 机组外的试验设备 冷冻水 冷 却水管路及泵 阀门等 均沿用已有的系统 无需额外采购 序号名称数量供应商型号价格 参 考价格 备注 1板式冷 凝器 1上海朗金 嵩特传热 技术有限 LGAPS46 PS16 60 W 9450交货期 1 月 公司 2板式蒸 发器 1上海朗金 嵩特传热 技术有限 公司 LGAPS46 PS16 70 W 10400交货期 1 月 3热力膨 胀