Низкотемпературных и Пищевых Технологий
Кафедра криогенной техники
Курсовой проект
«Воздухоразделительная установка для получения жидкого кислорода».
Выполнил: студент 453группы
Орлов М.А.
Принял: проф. Борзенко Е. И.
Санкт-Петербург
Г.
Содержание
1 Введение......................................................................................... 3
2 Выбор исходных данных............................................................ 5
3 Расчет на ПК узла ректификации.............................................. 6
4 Расчет параметров установки..................................................... 8
4.1 Баланс установки.......................................................................... 8
4.2 Баланс переохладителя азотной флегмы..................................... 11
4.3 Баланс переохладителя кубовой жидкости................................. 11
4.4 Баланс переохладителя жидкого кислорода............................... 12
4.5 Баланс теплообменника-ожижителя............................................ 12
4.6 Параметры узловых точек........................................................... 13
5 Определение массовых расходов................................................ 14
6 Расчет теплообменных аппаратов............................................. 15
6.1 Расчет переохладителя азотной флегмы..................................... 15
6.2 Расчет переохладителя кубовой жидкости.................................. 16
6.3 Расчет основного теплообменника............................................. 16
6.4 Расчет теплообменника-ожижителя............................................. 17
6.5 Расчет переохладителя жидкого кислорода............................... 18
6.6 Расчет конденсатора-испарителя................................................. 21
7 Расчет блока комплексной осушки и очистки воздуха....... 23
8 Определение удельных затрат энергии.................................... 26
9 Выбор конструкционных материалов конденсатора-
испарителя......................................................................................... 27
9.1 Определение номинальной расчетной толщины стенки сварной
обечайки.............................................................................................. 28
10 Подбор оборудования.................................................................. 29
11 Приложения.................................................................................. 30
12 Список литературы..................................................................... 38
ВВЕДЕНИЕ.
Кислород в промышленности используется только в газообразном состоянии. Однако, при больших масштабах его потребления, транспортировка и хранение кислорода в жидком состоянии экономически и технически выгоднее, чем в газообразном состоянии. В этой связи в промышленности эксплуатируются различные типы установок, производящих жидкий кислород. Сложность схемы зависит от производительности.
Установки, вырабатывающие 200…2000 кг/ч жидкого кислорода, проектируются на основе цикла высокого давления (рис. 1).
В качестве прототипа была выбрана воздухоразделительная установка средней производительности КжКАж-0,25. Схема данной установки (см. плакат 1) основана на использовании цикла высокого давления с расширением части в охлаждаемого воздуха в турбодетандере[8].
Атмосферный воздух после очистки от механических примесей поступает в компрессор К1, где сжимается до 20 МПа. После концевого холодильника этот поток охлаждается в теплообменнике-ожижителе А3 до Т=276К потоком продукционного азота. В этом аппарате выделяется сконденсированная влага, что облегчает работу блока очистки (адсорберы А11 и А12), куда затем поступает сжатый воздух. Очищенный воздух фильтруется в одном из фильтров А13 ил А14 и далее делится на два потока: одна часть поступает на расширение в турбодетандер ТД1., а другая часть (дроссельный поток) направляется в теплообменник А4, где охлаждается отбросным азотом.
Поток воздуха после расширения в турбодетандере смешивается с дроссельным потоком. Далее весь поток поступает на разделение в колонну А7. За счет предварительного разделения в этой колонне конденсируются пары азота, а с нижней тарелки в куб колонны стекает обогащенный кислородом жидкий воздух.
Пары азота конденсируются в конденсаторе А9. Образующаяся таким образом азотная флегма служит для орошения нижней А7 и верхней А8 колонн. Поток азотной флегмы, идущий в верхнюю колонну, предварительно переохлаждается в переохладителе А6. Это позволяет снизить долю пара в процессе дросселирования через ветниль ВР3.
Кубовая жидкость из нижней колонны, пройдя в переохладитель А6, дросселируется в соответствующее сечение верхней колонны. Этот поток перед поступлением в верхнюю колонну проходит переохладитель жидкого кислорода А5.
В верхней колонне потоки азотной флегмы и кубовой жидкости участвуют в окончательном разделении воздуха на азот и кислород. Газообразный азот выводится из верхней части колонны А8, нагревается последовательно в аппаратах А6, А4, А3 и выбрасывается в атмосферу. Часть его в определенные периоды используются для регенерации адсорберов блока очистки А11 и А12. Для этой цели азот подогревается в подогревателе А15.
Жидкий кислород из нижней части колонны А8 поступает в межтрубное пространство испарителя А9. За счет теплоты, подводимой от конденсирующихся паров азота, кислород кипит. Образующиеся пары возвращаются в колонну А8. Часть жидкого кислорода из испарителя А9 идет в переохладитель А5, после чего сливается в емкости.
При полном отогреве или в аварийных ситуациях, сопровождающихся остановкой блока, жидкость из конденсатора и нижней колонны сливается в испаритель А16.
Схема цикла высокого давления (рис. 1)
1-компрессор. 2- блок очистки. 3- турбодетандер. 4- основной теплообменный аппарат. 5- нижняя колонна. 6- верхняя колонна. 7- конденсатор – испаритель. 8- переохладитель. 9- переохладитель жидкого кислорода. 10- теплообменник – ожижитель.
Выбор исходных данных.
В установках для получения жидкого О2 концентрация азотной флегмы х А принимается равной или приблизительно равной концентрации у А отходящего из верхней колонны газообразного азота.
При концентрации кислорода 99.2 моль О2/моль (по условию), концентрация азота в уходящем азоте составляет 4 моль О2/моль. 
у А= х А= 0.973 моль N2/моль[9].
Концентрация кубовой жидкости (при вводе в колонну смеси дросселируемого и расширенного в детандере воздуха, если установка работает по циклу высокого давления) хR= 0.32-0.34 моль О2/моль. х R= 0.34 моль O2/моль[9].
При расчёте процесса разделения воздуха в колонне двукратной ректификации давление в верхней колонне принимается исходя из гидравлических сопротивлений коммуникаций и аппаратов, стоящих на пути продуктов разделения. Обычно сопротивление этих линий составляет 0.03…0.04 МПа. Тогда давление в низу верхней колонны будет:
Pв.к = 0.13…0.14 МПа.
Принимается Pв.к = 0.13 МПа.
Для получения среднего давления при котором кипит жидкий кислород в межтрубном пространстве конденсатора, необходимо учесть давление гидростатического столба жидкости Pср.к. 
, где
H–высота гидростатического столба жидкости в конденсаторе, принимается равной 0.4…0.8 м. Принимается H=0.5 м. ρ02– плотность жидкого кислорода при его состоянии в конденсаторе-испарителе. Принимаю ρ02 = 1118.5 кг/м3. 
МПа
По концентрации кислорода и среднему давлению в колонне определяется средняя температура кипения кислорода 
.
К [2]. Принимая средний температурный напор в конденсаторе-испарителе равным 
= 3…4 К, определяется температура конденсации паров азота:
, 
К. По температуре конденсации азота определяется давление в нижней колонне.
МПа [2].
Расчет на ПК узла ректификации [10].
Расчет ректификации на ЭВМ выполняется в программе, разработанной на языке FORTRAN, и позволяет производить термодинамический и технологический расчеты ректификационных колонн. Она представляет собой структурированный файл, состоящий из нескольких программ типа SUBROUTINE. Программа разработана на кафедре криогенной техники, находится в студенческом архиве и имеет имя KOLONNA.
Структура головного сегмента приводится ниже:
// JECSUR JOB 319-01, CYPIHA, 3-81, PROEC1, MS6LEVEL-1, CLASS-C
// EXEC FORTGCLG
// FОRТ. SYSPRINT DO SYSOUT=J
COMMON/IS/IS, IS1
REAL*8 IS (82), IS1 (36)
NAMELIST/LIST1/IS/LIST2/IS1
READ (5, LIST1)
IF (IS (82)) 1, 2, 1
1 READ (5, LIST2)
2 CALL PROEC1
STOP 5
END
При расчете процесса ректификации воздух рассматривается как смесь трех компонентов N2 - Аr – О2.
В колонну подается шесть потоков питания: N, S, R, D и выводится пять продуктов разделения: А, Е, С, Н, К.
При проведении этого расчета используются принятые концентрации продуктов разделения воздуха и концентрации промежуточных продуктов разделения - кубовой жидкости и азотной флегмы.
Методика расчета процесса ректификации позволяет рассматривать воздух как смесь трех компонентов и дает возможность проводить определение не только числа теоретических тарелок, но и действительных.
При расчете колонн простой структуры «лишние» потоки обнуляются. Для расчета нижней колонны задаются количество вещества в потоке питания В, его состав и энергетическое состояние, тепловая нагрузка на конденсатор (Q=4000-5000 Дж/моль), давление колонны. Конечными продуктами разделения являются азотная флегма D и кубовая жидкость R, которые являются потоками питания для расчета верхней колонны. Продуктами разделения верхней колонны являются потоки газообразного азота А и жидкого кислорода К.
Основу расчета составляет определение средних коэффициентов эффективности каждой тарелки, которые зависят от гидродинамических, конструктивных и термодинамических показателей.
Коэффициенты эффективности рассчитываются по схеме:
.
где z – число ветвей потоков на тарелке,
gz – относительный расход жидкости на ветвях потока (Σ gz=1),
φz – относительная скорость пара на ветвях потока,
sz – число секций полного перемешивания в ветвях потока.
При расчете расстояние между тарелками l, должно быть таким, чтобы верхняя граница слоя пены не доходила до вышележащей тарелки (
) [2].
Для определения материальных потоков и нагрузки на конденсатор-испаритель производится термодинамический расчет (приложение 1).
Полученные результаты:
А= 0.8108786 моль/моль - азот;
К= 0.1891192 моль/моль - кислород;
R= 0. 5830671 моль/моль - кубовая жидкость;
D= 0. 4169329 моль/моль - азотная флегма.
Тепловая нагрузка на конденсатор составила Q=4134 кДж/кмоль.
Для определения геометрических, термодинамических и гидродинамических параметров ректификационных колонн производится технологический расчет (приложение 2).
Из результатов расчета видно, что коэффициент эффективности тарелки находится в пределах 0.5-0.8, расстояние между тарелками соответствует рекомендуемому расстоянию между тарелками для колонн определенного диаметра [3].
При сопоставлении полученных результатов с данными из литературы можно сделать вывод о том, что процесс ректификации выполнен правильно [2].
Расчет параметров установки.
Баланс установки.
,
где 
плотность воздуха при нормальных условиях[7],
плотность азота при нормальных условиях[7],
плотность кислорода при нормальных условиях[7],
изотермический эффект Джоуля - Томпсона,
адиабатный перепад в детандере,
адиабатный КПД детандера[9],
теплоприток из окружающей среды, задается по производительности установки[9],
разность температур на теплом конце теплообменника - ожижителя,
теплоемкость азота при 
и 
[7].
кДж/кг,
550.98 кДж/кг[7],
= 515.53 кДж/кг[7],
Из выражения 
определяется энтальпия точки 
[1],
где 
496.95 кДж/кг[7],
381.9 кДж/кг[7]– принимается,
кДж/кг 
кДж/кг.
энтальпия газообразного кислорода при 
и 
494.64 кДж/кг[7],
=545.7 кДж/кг[7],
энтальпия жидкого кислорода при 
и 
температура жидкого кислорода заданной концентрации при выходе из испарителя.
93 К[7],
147.21 кДж/кг[7],
137.04 кДж/кг[7],
Из основного баланса установки выражается 
- доля воздуха, идущего на расширение в турбодетандер:
= 0.54 кг/кг.
После определения доли воздуха, поступающего на расширение в турбодетандер, проверяется на работоспособность основной теплообменный аппарат. Для этого строятся температурные кривые.
,
,
,
,
,
Таблица 1.
 , кДж/кг
|  , кДж/кг
| ТВ, К | ТН, К |  , К
| 1/ 
| |
| 0-0 | 520,8 | 283,1 | 263,5 | 19,6 | 0.077 | |
| 1-1 | 466,367 | 502,89 | 260,5 | 246,2 | 14,3 | 0.075 |
| 2-2 | 435,734 | 484,98 | 239,4 | 229,1 | 10,3 | 0.098 |
| 3-3 | 405,101 | 467,07 | 219,8 | 211,9 | 7,9 | 0.119 |
| 4-4 | 374,468 | 449,16 | 202,1 | 194,8 | 7,3 | 0.122 |
| 5-5 | 343,835 | 431,25 | 185,5 | 177,6 | 7,9 | 0.109 |
| 6-6 | 313,202 | 413,34 | 169,7 | 160,5 | 9,2 | 0.091 |
| 7-7 | 282,569 | 395,43 | 154,1 | 143,4 | 10,7 | 0.079 |
| 8-8 | 251,936 | 377,52 | 138,4 | 126,4 | 0.072 | |
| 9-9 | 221,303 | 359,61 | 122,4 | 109,5 | 12,9 | 0.069 |
| 10-10 | 190,67 | 341,7 | 105,8 | 92,7 | 13,1 | 0.068 |
,
- среднеинтегральная разность температур,
К – минимальная разность температур между потоками.
Из полученных зависимостей видно, что теплообменный аппарат функционирует исправно, следовательно, долю воздуха, идущего на расширение в турбодетандер можно оставить равной 
.
Баланс переохладителя азотной флегмы.
,
где 
- теплоемкость флегмы при 
и 
изменение температуры азотной флегмы при прохождении ее через переохладитель,
плотность азотной флегмы при нормальных условиях[7],
328.1 кДж/кг[7],
333.44 кДж/кг - 
К[7].
Баланс переохладителя кубовой жидкости.
,
где 
- теплоемкость кубовой жидкости при 
и 
- теплоемкость кислорода при нормальных условиях[7],
изменение температуры кубовой жидкости при прохождении ее через переохладитель,
плотность кубовой жидкости при нормальных условиях,
332.82 кДж/кг[7],
кДж/кг - 
К[7].
Баланс переохладителя жидкого кислорода.
,
изменение температуры жидкого кислорода при прохождении ее через переохладитель,
153.98 кДж/кг[7],
кДж/кг - 
К[7].
Баланс теплообменника-ожижителя.
,
где 
,
547.5 кДж/кг[7],
Из баланса теплообменника-ожижителя выражается 
:
= 
520.1 кДж/кг.
Баланс основного теплообменного аппарата.
.
Из баланса основного теплообменного аппарата выражается 
:
кДж/кг.
Параметры узловых точек [7].
| № точки | Температура T, К | Давление p, МПа | Энтальпия i, кДж/кг |
| 1В | 297.25 | 550.98 | |
| 2В | 297.25 | 515.53 | |
| 3В | 494.64 | ||
| 4В | 496.95 | ||
| 5В | 0.55 | 381.69 | |
| 6В | 128.5 | 233.24 | |
| 1А | 80.5 | 0.13 | 328.1 |
| 2А | 85.3 | 0.13 | 333.8 |
| 3А | 93.4 | 0.13 | 343.26 |
| 4А | 0.13 | 520.1 | |
| 5А | 289.25 | 0.13 | 547.5 |
| К0 | 297.25 | 0.13 | 545.7 |
| 1К | 0.13 | 147.21 | |
| 2К | 0.13 | 137.04 | |
| 1R | 97.2 | 0.55 | 163.95 |
| 2R | 92.7 | 0.55 | 153.98 |
| 3R | 79.2 | 0.13 | 153.98 |
| 4R | 79.2 | 0.13 | 157.15 |
| 1D | 95.2 | 0.55 | 163.85 |
| 2D | 90.2 | 0.55 | 153.15 |
| 3D | 77.1 | 0.13 | 153.15 |
Определение массовых расходов.
Количество перерабатываемого воздуха, приведенного к нормальным условиям.
,
где 
- производительность по жидкому кислороду, кг/с.
3219 м3/ч.
кг/с – массовый расход установки по воздуху, 
кг/с – массовый расход на турбодетандер, 
кг/с – массовый расход на основной теплообменник,
кг/с – массовый расход азотной флегмы,
кг/с – массовый расход кубовой жидкости,
кг/с – массовый расход отбросного азота.
Расчет теплообменных аппаратов.
Расчет теплообменника обычно заключается в определении площади F поверхности теплообмена и связанных с ней геометрических параметров аппарата. Кроме того, находят гидродинамическое сопротивление, которое не должно превышать допустимого значения. Расчет выполняют на основании уравнений теплового баланса и конвективной теплопередачи, которые для двухпоточного аппарата при постоянном расходе G принимают вид:
[2],
Для автоматизированного расчета двухпоточных рекуперативных теплообменных аппаратов используется программа HEAT, разработанная на кафедре (приложение!!!!!!!!!!!!!!!!!!).
Для определения коэффициентов теплоотдачи от азотной флегмы к стенке трубки в программе используется выражение: 
; коэффициент теплоотдачи от трубок к потоку отбросного азота: 
[11].
Коэффициент теплоотдачи, отнесенный к наружной поверхности труб: 
.
Расчет переохладителя азотной флегмы.
Исходные данные для расчета:
Температура прямого потока на входе в аппарат: 
95.2 К,
Температура прямого потока на выходе из аппарата: 
90.2 К,
Давление прямого потока: 
0.55 МПа,
Расход: 0.481 кг/с,
Скорость потока: 0.6 м/с,
Температура обратного потока на входе в аппарат: 
80.5 К,
Температура обратного потока на выходе из аппарата: 
85.3 К,
Давление обратного потока: 0.13 МПа,
Расход: 0.935 кг/с,
Скорость потока: 4.0 м/с,
Тепловая нагрузка: 
5.147 кВт.
Средняя разность температур: 
К [11],
Выбраны гладкие медные трубки, внешний диаметр dнар= 10 мм, толщина стенки 1 мм.
Вид навивки: шаговая; относительный осевой шаг навивки σ2=1.8, относительный диаметральный шаг навивки σ1=1,0.
Диаметр сердечника 
0.2 м.
Результаты расчета - смотри приложение 4.
Расчет переохладителя кубовой жидкости.
Исходные данные для расчета:
Температура прямого потока на входе в аппарат: 
97.2 К,
Температура прямого потока на выходе из аппарата: 
92.7 К,
Давление прямого потока: 0.55 МПа,
Расход: 
кг/с,
Скорость потока: 1.25 м/с,
Температура обратного потока на входе в аппарат: 
85.3 К,
Температура обратного потока на выходе из аппарата: 
93.4 К,
Давление обратного потока: 0.13 МПа,
Расход: 0.935 кг/с,
Скорость потока: 8.0 м/с,
Тепловая нагрузка: 
5.29 кВт.
Средняя разность температур: 
К [11],
Выбраны гладкие медные трубки, внешний диаметр dнар= 10 мм, толщина стенки 1 мм.
Вид навивки: шаговая; относительный осевой шаг навивки σ2=1.8, относительный диаметральный шаг навивки σ1=1,0.
Диаметр сердечника 0.2 м.
Результаты расчета - смотри приложение 5.
Расчет основного теплообменника.
Исходные данные для расчета:
Температура прямого потока на входе в аппарат: 
278 К,
Температура прямого потока на выходе из аппарата: 
128.5 К,
Давление прямого потока: 20 МПа,
Расход: 0.672 кг/с,
Скорость потока: 0.5 м/с,
Температура обратного потока на входе в аппарат: 
93.4 К,
Температура обратного потока на выходе из аппарата: 
263 К,
Давление обратного потока: 0.13 МПа,
Расход: 0.935 кг/с,
Скорость потока: 4.0 м/с,
Тепловая нагрузка: 
140.03 кВт.
Среднеинтегральная разность температур: 
,
Выбраны медные трубки, оребренные проволокой. Внешний диаметр dнар= 10 мм, толщина стенки 1.5 мм., эквивалентный диаметр – dЭ= 2.42 мм., диаметр проволоки – dП= 1.6 мм., шаг оребрения – tP=5.5 мм., коэффициент оребрения – 
=2.96, относительный осевой шаг навивки σ2=1.0, относительный диаметральный шаг навивки σ1=1,0.
Диаметр сердечника 0.2 м.
Результаты расчета - смотри приложение 6.
Расчет теплообменника - ожижителя.
Исходные данные для расчета:
Температура прямого потока на входе в аппарат: 
297.25 К,
Температура прямого потока на выходе из аппарата: 
276 К,
Давление прямого потока: 20 МПа,
Расход: 1.153 кг/с,
Скорость потока: 2.0 м/с,
Температура обратного потока на входе в аппарат: 
263 К,
Температура обратного потока на выходе из аппарата: 
289.25 К,
Давление обратного потока: 0.13 МПа,
Расход: 0.935 кг/с,
Скорость потока: 8.0 м/с,
Тепловая нагрузка: 
24.09 кВт.
Средняя разность температур: 
К [11],
Выбраны гладкие медные трубки, внешний диаметр dнар= 8 мм, толщина стенки 1 мм.
Вид навивки: разреженная; относительный осевой шаг навивки σ2=1.2, относительный диаметральный шаг навивки σ1=1,2.
Диаметр сердечника 0.16 м.
Результаты расчета - смотри приложение 7.
Анализируя данные расчетов теплообменных аппаратов, рассчитанных выше, можно отметить:
1. Получены вполне приемлемые данные по отношению 
, где DН - диаметр последнего ряда навивки.
2. Теплообменные аппараты не имеют значительного расхождения по длине трубок.
3. Гидродинамические сопротивления прямых и обратных потоков не превышают допустимых значений.
Расчет переохладителя жидкого кислорода [3].
Тепловой расчет теплообменника.
Целью теплового расчета теплообменника является определение необходимой поверхности теплообмена.
Тепловая нагрузка 
2.461 кВт.
Проходное сечение трубки:
м2,
По данным [!!!!], при конструировании и расчете витых поперечноточных теплообменников рекомендуются следующие значения скоростей потоков: скорость потока жидкости 0.5- 2 м/с.
Принимается скорость прямого потока ω1=0.5 м/с. Тогда необходимое число трубок:
22
где, 
=1127.5 кг/м3-плотность жидкого кислорода при Т=92.8 К и р=0.13 МПа [7].
Принимается n=15.
Тогда уточненное значение скорости в трубках теплообменника:
м/с.
Критерий Рейнольдса:
,
где 
= 
Па/с – коэффициент динамической вязкости жидкого кислорода при р=0.13 МПа и T=90.3 К.
При движении потока внутри труб витого теплообменника значения критических чисел 
, характеризующих начало перехода ламинарного режима к турбулентному, зависят от относительной кривизны намотки 
, где R – средний радиус намотки.
В первоначальном варианте расчета 
=0.009 м, тогда:
.
Критерий Прандтля:
,
где 
=1.656 кДж/кг- теплоемкость жидкого кислорода при р=0.13 МПа и T=90.3 К [7],
=1.46 Вт/(м2 
К) - коэффициент теплопроводности жидкого кислорода при р=0.13 МПа и T=90.3К [7].
Критерий Нуссельта:
,
Вт/(м2 К).
Определяется коэффициент теплоотдачи от трубок к обратному потоку.
Так как на данной стадии расчета не известны конструктивные размеры теплообменника и невозможно оценить гидравлические потери в межтрубном пространстве, принимается ω2=0.3 м/с.
Критерий Рейнольдса:
, где
где, 
=869.3 кг/м3-плотность кубовой жидкости при Т=79.2 К и р=0.13 МПа [7],
= 
Па/с – коэффициент динамической вязкости кубовой жидкости при р=0.13 МПа и T=79.2 К [7].
При принятых в расчете значениях t1 и t2 относительные диаметральный и осевой шаги будут равны σ1=1.15, σ2=1.0 (плотная навивка).
Критерий Нуссельта в этом случае определяется по формуле 
, где С= 0.0185, n=0,95). Тогда 
Коэффициент теплоотдачи от трубок к потоку кубовой жидкости:
, где
Вт/(м2 К) - коэффициент теплопроводности кубовой жидкости при р=0.13 МПа и T=79.2 К [7].
Коэффициент теплоотдачи, отнесенный к наружной поверхности труб:
Вт/(м2 К).
Теплопередающая поверхность:
м2,
ΔT-среднелогарифмическая разность температур.
Тепловой расчет теплообменника.
Целью конструктивного расчета теплообменника является определение его наружного диаметра и высоты навивки исходя из полученной поверхности теплообмена.
Среднее сечение свободного объема межтрубного пространства:
м2,
Диаметр сердечника Dc принимается равным 20 dн.
м.
Удельное свободное сечение:
м2/ м2.
Площадь поперечного сечения теплообменника составит:
м2.
Внутренний диаметр обечайки:
м.
Число рядов навивки теплообменника:
,
m=2.
Так как число рядов навивки округляется до целого числа, пересчитывается D0 и находится значение изменения проходного сечения то ранее полученного:
м.
Средняя длина труб теплообменника:
м.
Высота навивки:
м,
где 
м;
так как угол β мал, то cos β 
1.
Определяются гидравлические сопротивления. Коэффициент сопротивления для прямой трубы:
, ψ=1.1.
Гидравлическое сопротивление трубного пространства:
Па,
Гидравлическое сопротивление межтрубного пространства рассчитывается по зависимости вида:
,
где Eu – критерий Эйлера,
В и k – значения коэффициентов, в зависимости от Re2, σ1 и σ2.
В=5.6, k=0.1.
.
Па,
где 
.
Данный расчет теплообменника рассматривается как предварительный, целью которого было определение основных конструктивных характеристик аппарата и оценка гидравлического сопротивления 
и 
на линиях прямого и обратного потоков.
Расчет конденсатора-испарителя.
Для осуществления низкотемпературной ректификации воздуха необходимо получать потоки флегмы и пара. Эту задачу в узле ректификации функционально решает конденсатор-испаритель. Процесс конденсации одного из потоков осуществляется за счет кипения жидкости другого потока. Поскольку составы потоков различны, давления в полостях