Технологический расчёт колонны

Размещено на http://www.allbest.ru/

1.1 Технологический и конструктивный расчет основного оборудования

1.1.1 Технологический расчет нижней колонны

1.1.1.1 Рассчитаем материальный баланс колонны [1, стр.106]

Исходные данные:

F = 923 м3/ч - расход сырья (воздуха);

xF = 0,791 - обьемное содержание азота в исходном сырье;

xD = 0,95 - обьемное содержание азота в дистилляте;

xW = 0,62 - обьемное содержание азота в кубовой жидкости.

· Баланс по количеству воздуха:

м3/ч .

· Баланс по количеству азота:

.

Решая эти уравнения совместно, находим количество кислорода заданной концентрации, получаемого из 1м3 воздуха:

м3/ч.

Количество жидкого азота (в пересчете на газ), отводимого из карманов конденсатора:

м3/ч.

1.1.1.2 Определение числа теоретических тарелок

В нижних колоннах установок для разделения воздуха, работающих по схеме среднего давления змеевик отсутствует, имеется только концентрационная секция, а отгонная отсутствует. Поэтому колонна имеет одну рабочую линию [1, стр.135]:

.

В данном случае gH = K, и уравнение принимает вид:

.

Производя построение (см. приложение 1, рис.1), получим число теоретических тарелок NT = 7. Принимаем к.п.д. ситчатой кольцевой тарелки 0,3. Тогда число фактических тарелок:

Принимаем число тарелок в большую сторону N = 24 шт.

1.1.1.3 Средние массовые нагрузки по пару и жидкости в колонне

Для дальнейших расчетов выразим концентрации питания, дистиллята и кубового остатка в мольных долях [3, стр. 228]:

· Питание:

.

· Дистиллят:

.

· Кубовый остаток:

.

Средние массовые нагрузки по жидкости для верхней и нижней частей колонны:

Средний мольный состав жидкости соответственно в верхней и нижней частях колонны:

;

.

Средние мольные массы жидкости в верхней и нижней частях колонны:

;

.

Мольная масса исходной смеси:

.

Мольная масса дистиллята:

.

Подставив рассчитанные величины, получим:

.

Средние массовые потоки пара в верхней и нижней частях колонны соответственно равны:

Средний мольный состав пара в верхней и нижней частях колонны:

;

.

Средние мольные массы паров в верхней и нижней частях колонны:

;

.

Тогда, подставив численные значения в уравнения, получим:

;

.

1.1.1.4 Скорость пара и диаметр колонны

Для ситчатых тарелок рабочую скорость газа в колонне рассчитывают по формуле [3, стр. 205]:

.

Плотность пара в верхней части колонны ?ув = 24,9 кг/м3 [4], при средней температуре верха колонны tв = -175,70С (приложение 1, рис.2). Плотность пара в нижней части колонны ?ун = 24,3 кг/м3 [4], при средней температуре низа колонны tн = -174,10С(приложение 1, рис.2). Средняя плотность паров в колонне [3, стр. 237]:

.

Плотность жидкости в верхней части колонны ?хв = 768,1 кг/м3 при средней температуре верха колонны tв = -175,70С. Плотность жидкости в нижней части колонны ?хн = 747,6 кг/м3 при средней температуре низа колонны tн = -174,10С [4]. Средняя плотность жидкости в колонне:

.

Тогда допустимая рабочая скорость газа в колонне будет равна:

.

Принимаем ? = 0,11 м/с в соответствии с рекомендациями по процессам воздухоразделения [1, стр. 98; 5, стр. 209]. Ориентировочный диаметр колонны:

.

Выбираем стандартный диаметр обечайки колонны D = 400 мм [6, стр. 410]. При этом действительная рабочая скорость пара в колонне:

.

1.1.2 Конструктивный расчет нижней колонны

1.1.2.1 Расчет тарелок и высоты колонны [5, стр. 207]

Тарелки воздухоразделительных аппаратов конструируются по кольцевой схеме и имеют две обечайки, внутреннюю и наружную. Материал тарелок алюминиевый сплав АМцС ГОСТ 4784-97 [6, стр. 135].

DН = 400 мм;

DВ = 170 мм [1, стр. 473].

Площадь кольца тарелки:

.

Площадь тарелки, занятая переливным устройством:

.

Для воздухоразделительных колонн принимаем отверстия с d0 = 0,9 мм и шагом t = 3,25 мм. При этом живое сечение тарелки составляет:

.

Площадь всех отверстий тарелки. При разбивке отверстий в шахматном порядке (по шестиграннику) площадь отверстий будет равна:

.

Средняя скорость паров в отверстиях тарелки:

.

Напряженность сливной перегородки:

.

Выбираем высоту сливной перегородки. Для воздухоразделительных устройств рекомендуется принимать 10-15мм. Принимаем z1 = 10 мм.

Высота светлого слоя жидкости над сливной перегородкой:

.

Падение статического напора жидкости при протекании ее по тарелке:

Средняя скорость пара, при которой все отверстия тарелки вступают в работу:

,

т.к. 11,29 > 3,03 , то работа всех отверстий тарелки обеспечена.

Сопротивление тарелки.

Динамическое сопротивление сухой тарелки:

Статическое сопротивление столба жидкости

Сопротивление на преодоление сил поверхностного натяжения:



Общее сопротивление:

Расстояние между тарелками.

Высота подпорной перегородки.

,

высоту начального гидравлического затвора принимаем a = 8 мм,

.

Минимально допустимая высота перелива жидкости с тарелки;

Высота пены (газо-жидкостной эмульсии):

,

при высоте сепарирующего устройства равной 15 мм, получим необходимую высоту 53+15 = 68 мм. Расстояние между тарелками должно быть больше lmin и Н во избежание переброса жидкости, поэтому принимаем Нм = 105 мм. При этом тарелка будет работать стабильно без пеноуноса.

Высота тарельчатой ректификационной колонны определяется по формуле:

.

1.1.2.2Определение диаметра штуцеров

Штуцер входа исходной смеси.

Расход QF = 0,256 м3/с, скорость парожидкостной смеси в штуцере принимаем ? = 60 м/с [7, стр.17, табл.1.1].

Расчетный диаметр штуцера:

,

принимаем d = 40 мм [6, стр. 661].

Штуцер выхода кубовой жидкости.

Расход QK = 0,000188 м3/с, скорость жидкости в штуцере принимаем ? = 1 м/с [7, стр.17, табл.1.1].

Расчетный диаметр штуцера:

м,

принимаем d = 20 мм [6, стр. 661].

Штуцер выхода азота.

Расход QA = 0,00016 м3/с, скорость жидкости в штуцере принимаем ? =1 м/с [7, стр.17, табл.1.1].

Расчетный диаметр штуцера:

м,

принимаем d = 15 мм [6, стр. 661].

1.1.3 Технологический расчет верхней колонны

1.1.3.1 Рассчитаем материальный баланс колонны и определим число тарелок [1, стр.106].

Исходные данные:

xF = 0,62 - обьемное содержание азота в исходном сырье;

xD = 0,995 - обьемное содержание азота в дистилляте;

xW = 0,008 - обьемное содержание азота в кубовой жидкости.

Из материальносго баланса верхней колонны имеем:

количество отходящего азота А = 723,7 м3/ч;

количество азота из карманов конденсатора Аж = D = 478,28 м3/ч.

При дросселировании с абсолютного давления 0,6 МПа до 0,15 МПа испаряется 18%, или ? 86 м3/ч, следовательно в верхнюю колонну фактически поступает флегмы:

.

Азот, испаряющийся при дросселировании, не участвует в процессе ректификации в верхней колонне и является частью отходящего азота.

.

Уравнение рабочей линии колонны:

.

При x=0 уравнение принимает вид:

.

Отложив это значение на вертикальной оси графика (см. приложение 2, рис.1), проводим рабочую линию концентрационной секции колонны А-1. Содержание азота в кубовой жидкости равно 62%, восстановим из этой точки на оси x перпендикуляр до пересечения с прямой А-1 в точке В. Линия В-0' является рабочей линией для отгонной секции верхней колонны. Производя дальнейшее построение получим число теоретических тарелок для концентрационной секции NTк = 6, для отгонной секции NTо = 7. Принимаем, учитывая влияние аргона, к.п.д. ситчатой кольцевой тарелки для концентрационной секции 0,3, и для отгонной 0,2. Тогда получим число фактических тарелок:

Принимаем число тарелок N = 55 шт.

1.1.3.2 Средние массовые нагрузки по пару и жидкости в колонне

Средние массовые нагрузки по жидкости для верхней и нижней частей колонны [3, стр. 228-230]:



Средний мольный состав жидкости соответственно в верхней и нижней частях колонны:

;

.

Средние мольные массы жидкости в верхней и нижней частях колонны:

;

.

Мольная масса исходной смеси:

.

Мольная масса дистиллята:

.

Подставив рассчитанные величины, получим:

.

Средние массовые потоки пара в верхней и нижней частях колонны соответственно равны:

Средний мольный состав пара в верхней и нижней частях колонны:

;

.

Средние мольные массы паров в верхней и нижней частях колонны:

;

.

Тогда, подставив численные значения в уравнения, получим:

;

.

1.1.3.3 Скорость пара и диаметр колонны

Для ситчатых тарелок рабочую скорость газа в колонне рассчитывают по формуле [3, стр. 205]:

.

Плотность пара в верхней части колонны ?ув = 6,83 кг/м3 [4], при средней температуре верха колонны tв = -191,150С (см. приложение 2, рис.2). Плотность пара в нижней части колонны ?ун = 6,33 кг/м3 [4], при средней температуре низа колонны tн = -185,50С (см. приложение 2, рис.2). Средняя плотность паров в колонне [3, стр. 237]:

.

Плотность жидкости в верхней части колонны ?хв = 864 кг/м3 при средней температуре верха колонны tв = -191,150С. Плотность жидкости в нижней части колонны ?хн = 849,7 кг/м3 при средней температуре низа колонны tн = -185,50С [4]. Средняя плотность жидкости в колонне:

.

Тогда допустимая рабочая скорость газа в колонне будет равна:

.

Принимаем ? = 0,57 м/с в соответствии с рекомендациями по процессам воздухоразделения [1, стр. 98; 5, стр. 209]. Ориентировочный диаметр колонны:

.

Выбираем стандартный диаметр обечайки колонны D = 500 мм [6, стр. 410]. При этом действительная рабочая скорость пара в колонне:

.

1.1.4 Конструктивный расчет верхней колонны

1.1.4.1 Расчет тарелок и высоты колонны [5, стр. 207]

Тарелки воздухоразделительных аппаратов конструируются по кольцевой схеме и имеют две обечайки, внутреннюю и наружную. Материал тарелок алюминиевый сплав АМцС ГОСТ 4784-97 [6, стр. 135].

DН = 500 мм;

DВ = 216 мм [1, стр. 473].

Площадь кольца тарелки:

.

Площадь тарелки, занятая переливным устройством:

.

Для воздухоразделительных колонн принимаем отверстия с d0 = 0,9 мм и шагом t = 3,25 мм. При этом живое сечение тарелки составляет:

.

Площадь всех отверстий тарелки. При разбивке отверстий в шахматном порядке (по шестиграннику) площадь отверстий будет равна:

.

Средняя скорость паров в отверстиях тарелки:

.

Напряженность сливной перегородки:

.

материальный баланс колонна пар

Выбираем высоту сливной перегородки. Для воздухоразделительных устройств рекомендуется принимать 10-15мм. Принимаем z1 = 10 мм.

Высота светлого слоя жидкости над сливной перегородкой:

.

Падение статического напора жидкости при протекании ее по тарелке:

Средняя скорость пара, при которой все отверстия тарелки вступают в работу:

,

т.к. 26,19 > 3,03 , то работа всех отверстий тарелки обеспечена.

Сопротивление тарелки.

Динамическое сопротивление сухой тарелки:

Статическое сопротивление столба жидкости

Сопротивление на преодоление сил поверхностного натяжения:

Общее сопротивление:

Расстояние между тарелками.

Высота подпорной перегородки.

,

высоту начального гидравлического затвора принимаем a = 8 мм,

Минимально допустимая высота перелива жидкости с тарелки;

Высота пены (газо-жидкостной эмульсии):

,

при высоте сепарирующего устройства равной 15 мм, получим необходимую высоту 53+15 = 68 мм. Расстояние между тарелками должно быть больше lmin и Н во избежание переброса жидкости, поэтому принимаем Нм = 90 мм. При этом тарелка будет работать стабильно без пеноуноса.

Высота тарельчатой ректификационной колонны определяется по формуле:

.

1.1.4.2 Определение диаметра штуцеров

Штуцер входа обогащенной кубовой жидкости из нижней колонны.

Расход QK = 0,000188 м3/с, скорость жидкости в штуцере принимаем ? = 1 м/с [7, стр.17, табл.1.1].

Расчетный диаметр штуцера:

м,

принимаем d = 20 мм [6, стр. 661].

Штуцер входа азотной флегмы из нижней колонны.

Расход QA = 0,00016 м3/с, скорость жидкости в штуцере принимаем ? =1 м/с [7, стр.17, табл.1.1].

Расчетный диаметр штуцера:

м,

принимаем d = 15 мм [6, стр. 661].

Штуцер выхода кубовой жидкости.

Расход QK = 0,00015 м3/с, скорость жидкости в штуцере принимаем ? =1 м/с [7, стр.17, табл.1.1].

Расчетный диаметр штуцера:

м,

принимаем d = 15 мм [6, стр. 661].

Штуцер выхода паров азота.

Расход QA = 0,177 м3/с, скорость пара в штуцере принимаем ? =60 м/с [7, стр.17, табл.1.1].

Расчетный диаметр штуцера:

м,

принимаем d = 65 мм [6, стр. 661].

Штуцер входа паров кислорода из конденсатора.

Расход QК = 0,055 м3/с, скорость пара в штуцере принимаем ? =60 м/с [7, стр.17, табл.1.1].

Расчетный диаметр штуцера:

м,

принимаем d = 40 мм [6, стр. 661].

1.1.5 Технологический расчет конденсатора-испарителя

Рассчитаем и выберем кожухотрубчатый конденсатор-испаритель [3, стр. 74-76]. Пары азота при давлении 0,6 МПа поступают в трубное пространство теплообменника в количестве:

,

и охлаждаются от t1H = -172 oC до t1К = -176,6 oC. В трубное пространство поступает жидкий кислород в количестве:

,

и нагревается от t2H = -190,5 oC до t2К = -178,8 oC. Физико-химические свойства азота при давлении 0,6 МПа и температуре конденсации t = -177 oC [4]:

?1 = 0,1039 Вт/(мК);

с1 = 2412,8 Дж/(кгК);

?1 = 0,09810-3 Пас.

Физико-химические свойства кислорода при давлении 1,5 МПа и температуре испарения t = -178,8 oC [4]:

?2 = 0,1461 Вт/(мК);

с2 = 1735,5 Дж/(кгК);

?2 = 0,1810-3 Пас.

Тепловая нагрузка аппарата:

.

Конечная температура холодного раствора (жидкого кислорода):

.

Среднелогарифмическая разность температур:

.

В соответствии с таблицей 2.1 [3, стр. 47] примем ориентировочное значенние коэффициента теплопередачи Вт/(м2К). При этом ориентировочное значение поверхности теплообмена:

.

Наиболее близкую к ориентировочной поверхность теплопередачи имеет нормализованный аппарат с диаметром кожуха 600 мм, диаметром труб 252 мм, числом ходов z = 1, общим числом труб n = 257, длиной труб L = 2 м, F = 40 м2 [3, стр. 57].

Уточненный расчет поверхности теплопередачи. Действительное число Re1 равно:

.

Число Прандтля:

.

, тогда критерий Нуссельта:

.

Коэффициент теплоотдачи определим по уравнению:

.

Площадь сечения потока в межтрубном пространстве [3, стр. 51, табл. 2.3] , тогда число Рейнольдса:

.

Число Прандтля:

.

Критерий Нуссельта:

.

Коэффициент теплоотдачи от жидкого кислорода пучку вертикально расположенных труб, определим по уравнению:

.

Сумма термических сопротивлений стенки труб из нержавеющей стали и загрязнений со стороны азота и кислорода равна:

,

где rз1, rз2 - тепловая проводимость загрязнений стенок:

.

Коэффициент теплопередачи равен:

.

Требуемая поверхность теплопередачи составит:

.

Как видно конденсатор с длиной труб L = 2 м и поверхностью F = 40 м2 подходит с запасом:

.

В связи с конструктивными соображениями и ввиду большого запаса поверхности уменьшаем количество труб до 151, длину труб до 1,5м, теплообменная поверхность нормализованного теплообменника при этом уменьшится до 18 м2. Уточненный расчет поверхности теплообмена. Действительное число Re1 равно:

.

Число Прандтля:

.

, тогда критерий Нуссельта:

.

Коэффициент теплоотдачи определим по уравнению:

.

Площадь сечения потока в межтрубном пространстве , тогда число Рейнольдса:

.

Число Прандтля:

.

Критерий Нуссельта:

.

Коэффициент теплоотдачи от жидкого кислорода пучку вертикально расположенных труб, определим по уравнению:

.

Сумма термических сопротивлений стенки труб из нержавеющей стали и загрязнений со стороны азота и кислорода равна:

,

где rз1, rз2 - тепловая проводимость загрязнений стенок:

.

Коэффициент теплопередачи равен:

.

Требуемая поверхность теплопередачи составит:

Как видно конденсатор с длиной труб L = 1,5 м и поверхностью F = 18 м2 подходит с запасом:

.

1.1.6 Конструктивный расчет конденсатора-испарителя

1.1.6.1 Уточнение площади поверхности теплообмена

Число труб n = 151, длина L = 2 м.

Поверхность теплообмена по наружному диаметру:

,

при требуемой площади равной 16,96 м2.

1.1.6.2 Размещение труб в трубной решетке

Шаг размещения труб:

м.

Принимаем шаг S = 32 мм.

Трубы располагаем по сторонам правильных шестиугольников, число труб по сторонам равно 127, в сегментах 24.

1.1.6.3 Определение диаметра штуцеров

Штуцер входа кислородной фракции из верхней колонны.

Расход QК = 0,00015 м3/с, скорость жидкости в штуцере принимаем ? = 1 м/с [7, стр.17, табл.1.1].

Расчетный диаметр штуцера:

,

принимаем d = 15 мм [6, стр. 661].

Штуцер выхода продукционного кислорода.

Расход QК = 0,000084 м3/с, скорость жидкости в штуцере принимаем ? = 1 м/с [7, стр.17, табл.1.1].

Расчетный диаметр штуцера:

,

принимаем d = 15 мм [6, стр. 661].

Штуцер выхода паров кислорода.

Расход QК = 0,056 м3/с, скорость пара в штуцере принимаем ? = 60 м/с [7, стр.17, табл.1.1].

Расчетный диаметр штуцера:

,

принимаем d = 40 мм [6, стр. 661].

1.1.7 Гидравлический расчет конденсатора-испарителя

Скорость азота в трубах [3, стр. 68-70]:

м/с,

где G1 - расход воды, кг/с ; z - число ходов теплообменника; d - внутренний диаметр труб, м; n - число труб; ?1 - плотность азота.

Коэффициент трения равен:

,

где e = ?/d - относительная шероховатость труб; ? = 0,02 мм - высота выступов шероховатостей.

Гидравлическое сопротивление:

где L - длина труб; z - число ходов; d - внутренний диаметр труб.

Скорость кислорода в межтрубном пространстве:

.

Скорость кислорода в штуцерах:

.

Гидравлическое сопротивление в межтрубном пространстве:

.

1.1.8 Подбор насоса и его привода

Определение главных размеров цилиндра насоса.

Подача поршневого насоса [8, стр. 62-66].

,

где F - плошадь поршня, м2;

S - ход поршня, м;

n - число оборотов вала, об/мин;

?0 - коэффициент подачи;

k - число рабочих камер;

a - коэффициент, учитывающий уменьшение рабочей площади поршня цилиндра.

Заменив в полученной формуле площадь поршня F, равной ей величиной получим:

.

Средняя скорость поршня:

,

так как , то полученное выражение можно представить в следующем виде:

.

Отсюда находим диаметр жидкостного цилиндра (поршня):

.

Расход кислорода (подача) 0,000084 м3/с, количество рабочих камер 1, для насосов малой производительности коэффициент подачи 0,85, средняя скорость поршня 0,5, коэффициент снижения рабочей площади поршня а = 1 [стр.65-66].

Диаметр жидкостного цилиндра:

.

Ход поршня.

Для всасывающего и нагнетательного трубопроводо примем скорость течения жидкости, равную 2 м/с. Тогда диаметр трубопровода [3, стр. 21-23]:

.

Принимаем d = 10 мм. Фактическая скорость жидкости в трубе:

.

Примем, что коррозия трубопровода незначительна. Определение потерь на трение и местные сопротивления. Число Рейнольдса в трубопроводе:

,

т.е. режим течения турбулентный. Примем абсолютную шероховатость, равную ? = 0,1 мм. Тогда:

.

Для зоны смешанного трения 10/е < Re < 560/e коэффициент трения:

.

Определим сумму коэффициентов местных сопротивлений:

· Вход в трубу ? = 0,5;

· 2 колена 900 ? = 2,2;

· нормальный вентиль ? = 4,1;

· выход из турбы ? = 1.

Сумма коэффициентов местных сопротивлений:

Потерянный напор.

Необходимый напор насоса.

.

Полезная мощность затраченная на перекачивание жидкости.

.

Необходимая мощность электродвигателя.

.

Заранее известной подаче (расходу кислорода) и рассчитанным параметрам соответствует поршневой одноцилиндровый насос сжиженных газов 2 НСГ 0,063/20. Привод насоса осуществляется от асинхронного двигателя переменного тока 4A132S6, номинальной мощностью 5,5 кВт.

Размещено на Allbest.ru