Цех разделения воздуха

3.Жидкий технологический кислород в основные конденсаторы поступает в количестве 16,6% от общего количества воздуха [5], получаем:

36614 · 0,166=6078 нмі/ч (7.1.19.)

4.Выход газообразного кислорода составляет 6,81% от общего количества воздуха [5], что составит:

36614 · 0,0681=2493 нмі/ч (7.1.20.)

Материальный баланс верхней ректификационной колонны установки разделения воздуха АКт-16-2 представлен в табл. 7.1.3.

Таблица 7.1.3.

Материальный баланс верхней ректификационной колонны.

Приход	Количество	Расход	Количество
Наименование	нмі/ч	%	Наименование	нмі/ч	%
Детандер.воздух	10688	29,19	Чистый азот	12083	33
Грязный азот	3548	9,69	Отброс. азот	15854	43,3
Куб. жидкость	11812	32,26	Жид.кислород	6078	16,6
Чистый азот	6792	18,55	Газ. кислород	2493	6,81
Газ. кислород	3774	10,31	Неон. смесь	106	0,29
Итого:	36614	100	Итого:	36614	100

3) Общий расчетный материальный баланс установки разделения

Поскольку количества поступающий в аппарат кислород и азот с воздухом равны количеством этих газов, отходящих из аппарата с продуктами разделения то, зная концентрации получаемого кислорода и азота, можно из уравнения материального баланса определить количество кислорода получаемое из 1 мі воздуха, поступающего в воздухоразделительный аппарат, или количество воздуха, необходимое для получения 1 мі кислорода данной концентрации.

Составим материальный баланс по азоту, обозначив:

К - количество полученного кислорода, мі;

А - количество полученного азота, мі;

Уа - содержание чистого азота в азоте, отходящем из аппарата, %;

Ук - содержание чистого азота в кислороде, отходящем из аппарата %

Принимаем, что поступающий в разделительный блок атмосферный воздух содержит 20,9 % кислорода и 79,1 % азота (аргон и другие газы отнесем к азоту). [5]

Имеем два уравнения материального баланса, а именно:

- баланс по количеству воздуха [5]:

К+А= В=36614 нмі/ч (7.1.21.)

- баланс по количеству азота [5]:

Ук·К+Уа·А=0,791·В (7.1.22.)

Решая совместно оба уравнения, получим

Откуда

нмі/ч (7.1.23.)

А = В - К =36614 - 8202 = 28412 нмі/ч (7.1.24.)

Материальный баланс для последующих расчетов, условно принимая выведенные данные, представлен в табл. 7.1.4.

Таблица 7.1.4.

Расчетный материальный баланс.

Приход	Количество	Расход	Количество
Наименование	нмі/ч	кг/ч	Наименование	нмі/ч	кг/ч
Воздух	36614	47232	Азот	28412	35621
			Кислород	8202	11611
Итого:	36614	47232	Итого:	36614	47232

Количество воздуха по массе нашли из уравнения

В = 36614 · 1,29 = 47232 кг/ч, (7.1.26.)

где 1,29 - плотность воздуха при 273 К (0є С) и давлении 760 мм рт.ст., кг/мі. [5]

Соответственно:

К = 8202 (1,43 · 0,92 + 1,25 · 0,08) = 11611 кг/ч (7.1.27.)

где 1,43 и 1,25 - плотности кислорода и азота при 273 К (0є С) и давлении 760 мм рт.ст., кг/мі. [5]

5) Тепловой баланс установки разделения воздуха АКТ-6-2 в расчете на производительность 1 м3 кислорода.

Установка работает по циклу низкого давления с регенератором.

Несмотря на то, что в процессе ректификации происходит интенсивный теплообмен между газообразной и жидкой фазами разделяемого воздуха, для самого процесса не требуются затраты холода. Если бы не было потерь холода в окружающую среду, то при двойной ректификации пришло бы даже отводить, который получается при дросселировании воздуха с давления в нижней колонне до давления в верхней колонне. Следовательно, если допустить отсутствия хладопотерь во время установившегося процесса разделения воздуха, то холодильный цикл не требуется.

Процесс разделения в этом случае происходит за счет холода, накопленного в аппарате при его пуске.

При наличие же хладопотерь, вызываемых поступлением внешнего тепла в воздухоразделительный аппарат, накопленная в нем жидкость будет постепенно испаряться, и количество ее уменьшится, что приведет к нарушению процесса ректификации воздуха. [5]

Для компенсации хладопотерь и сохранения в аппарате необходимого количества жидкости приходится всегда использовать внешний холодильный цикл.

Таким образом, тепловое равновесие воздухоразделительного аппарата выражается равенством хладопотерь Qп и хладопроизводительности цикла Qx.y. [5], т.е:

Qx.y= Qп (7.1.28.)



Хладопотери при установившемся режиме получения газообразного кислорода складываются из потерь через изоляцию Qи, потерь от недорекуперации Qнед, и потерь холода от работы насоса для получения кислорода под давлением Qнас. [5]

Таким образом:

Qп= Qи+ Qнед+ Qнас (7.1.29.)

Хладопроизводительность цикла складывается из получения холода при дросселировании Qдр, получения холода в турбодетандерах Qдет и эффекта вымерзаемости в регенераторах Qоб.п.. [5]

Таким образом:

Qx.y.=Qдр+Qдет+Qоб.п (7.1.30.)

Подставив эти значения в первое уравнение получим:

Qдр+Qдет+Qоб.п= Qи+Qнед+Qнас (7.1.31.)

Основываясь на этих фактах, составляется тепловой баланс на 1 м3 кислорода установки для получения газообразных азота и кислорода, работающих для получения продуктов разделения по циклу низкого давления с регенераторами.

Исходные данные:

Концентрации продуктов разделения: O2 = 99,5%; N2 = 95%; Кубовая жидкость 39% O2. [5]

Приняты:

Хладопотери через изоляцию Qи=1,85ккал/м3воздуха, [5] в том числе:

- в регенераторах qрег = 0,6ккал/м3;

- в колонне qк = 0,85ккал/м3;

- в прочих аппаратах 0,4ккал/м3; [5]

Хладопотери от работы насоса: Qнас = 1,76ккал/м3; [5]

Недорекуперация на теплом контуре регенераторов:

- между воздухом и азотом: град;

- между воздухом и кислородом: град; [5]

Разность температур на холодном конце регенераторов: °;

Эффект вымерзаемости в регенераторах зP = 0,44 %;[5]

Изометрический дроссельный эффект Ноэля при Т = 285 оК

и Ра = 6кгс/см2 ?it=0.395ккал/м3; [5]

Теплоемкость двухатомных газов при 1 кгс/см2 и 300 оС:

Ср = 0,312 ккал/(м3·град); [5]

Действительный теплоперепад в детандере: ?iд = 9,77 ккал/м3. [5]

Хладопроизводительность цикла при дросселировании [5]:

Qдр = В · ?it (7.1.32.)

где В - количество воздуха, равное 1 м3.

Получим:

Qдр=1·0,395=0,395 ккал/м3

Хладопроизводительность в турбодетандере [5]:

Qдет = Д · ?iд (7.1.33.)



где Д - количество детандерного воздуха, м3.

Используя данные 1-го материального баланса находим количество детандерного воздуха на 1 м3 [5]:

Д = 10688/36614 = 0,292 м3. (7.1.34.)

Отсюда:

Qдет = 0,292 · 9,77 = 2,853 ккал/м3.

Эффект вымерзания обратного потока:

Qоб.п = зP·· В= 0,44 · 4 · 1 = 1,76 ккал/м3 (7.1.35.)

Получаем общую хладопроизводительность цикла:

Qх.ц. = 1,76 + 2,583 + 0,395 = 5,01 ккал/м3 (7.1.36.)

Находим хладопотери от недорекуперации [5]:

Qнед= (7.1.37.)

где и - потери холода от недорекуперации кислорода и азота, причем:

=К · · Ср (7.1.38.)

где К - количество кислорода на 1 м3 воздуха [5]. Это количество находится следующим образом:

Получаем:

м3 (7.1.39.)

= 04676 · 5 · 0,312 = 0,7 ккал/м3

= А · · Ср (7.1.40.)

где А - количество азота на 1 м3.

А = 1 - 0,4676 = 0,5324 м3 (7.1.41.)

Отсюда:

= 0,5324 · 4,2 · 0,312 = 0,7 ккал/м3

Отсюда находим:

Qнед = 0,7 + 0,7 = 1,4 ккал/м3 (7.1.42.)

Следовательно, общее количество хладопотерь равно:

Qп = 1,85 + 1,4 + 1,76 = 5,01 ккал/м3 (7.1.43.)

Тепловой баланс установки разделения воздуха АКт-16-2 производительностью 36614 нм3/ч/, работающей по циклу низкого давления с регенераторами и расширением воздуха в турбодетандерах представлен в табл. 7.1.5.

Таблица 7.1.5.

Тепловой баланс установки разделения воздуха АКт-16-2.

Приход	Кол-во	Расход	Кол-во
Наименование	ккал/м3	Наименование	ккал/м3
Хладопроизводительность при дросселировании	0,395	Хладопотери через изоляцию	1,85
Хладопроизводительность в турбодетандере	2,853	Хладопотери от недорекуперации	1,4
Эффект вымерзаемости в регенераторах	1,76	Хладопотери от работы насоса	1,76
Итого	5,01	Итого	5,01

6.2 Расчет основного аппарата

1) Принимаем исходные величины для расчета, пользуясь данными

3-го материального баланса.

1. Расход азотной флегмы:

кг/с ( ~ 9000 нмі/ч) [5] (7.2.1.)

кг/с (~ 5200 нмі/ч) [5] (7.2.2.)

2. Расход газообразного азота, проходящего через верхнюю тарелку:

кг/с [5] (7.2.3.)

кг/с [5] (7.2.4.)

3. Плотность и удельный вес жидкости на тарелке

сж = 812 кг/мі, гж = 7970 н/мі [5]

4. Плотность и удельный вес газа (пара)

сг = 5,7 кг/мі, гг = 55,8 н/мі [5]

5. Коэффициент поверхностного натяжения

д = 8,2 Мн/м [5]

2) Определяем нагрузку по жидкости и газу (пару) в условиях работы тарелки:

а) объем протекающей по тарелке жидкости

нмі/с или 14,4 нмі/ч [5] (7.2.5.)

нмі/с или 8,2 нмі/ч [5] (7.2.6.)

б) объем проходящего через тарелку пара (газа)

нмі/с (5040 нмі/ч) [5] (7.2.7.)

нмі/с (2840 нмі/ч) [5] (7.2.8.)

Принимаем скорость паров по колонне при минимальной

производительности, равной 0,25 м/с, тогда при соотношении dн/dвн = 2,75:

[5] (7.2.9.)

м [5] (7.2.10.)

Округляя размер до стандартных размеров, получаем:

dвн = 800 мм, dн = 800 · 2,75 = 2200 мм. [5]

Выбираем по отраслевой нормали «Тарелки ректификационные, ситчатого типа для колонн воздухоразделительных установок» тарелку ректификационную двухсливную с профильными карманами НКО 305-64.

Начинаем расчет тарелки по режиму минимальной нагрузки: все величины, относящиеся к этому случаю будем обозначать индексом ґ, а по максимальной нагрузке индексом ґґ.

Скорость паров по колонне определим по формуле

[5] (7.2.11.)

Подставляя, получим:

м/с

Принимаем по нормали НКО 305-64: площадь, занятая переливным устройством fn = 0,587 мІ, при площади кольца тарелки ft = 3,29 мІ, диаметр отверстий тарелки d0 = 0,9 мм и величина шага t = 3,25 мм. [5]

Находим площадь отверстий тарелки по следующей формуле

[5] (7.2.12.)

Подставляя принятые значения, получим

мІ. [5] (7.2.13.)

Средняя скорость паров в отверстиях тарелки .

Следовательно:

нм/с

Напряженность сливной перегородки, необходимую для нахождения средней скорости паров, обеспечивающей вступление всей тарелки в работу, находим по формуле

[5] (7.2.14.)

Таким образом

нмі/(м·с)

Определяем падение статического давления жидкости при ее

протекании по тарелке при высоте переливной перегородки z1 = 10 мм.

[5] (7.2.15.)

где h1 - статический напор слоя жидкости над гребнем сливного порога, м; [5]

Величину 0,47h1=4,2 м, определяем по графику при i=2,81·10-3

нмі/(м·с). [5]

Подставляя значения, получаем:

н/мІ

Величину средней скорости в отверстиях, обеспечивающую вступление всей тарелки в работу определим по графику для определения

ситчатых тарелок в зависимости от Рж = 5,7 кг/мі и ?Рж = 101 н/мІ:

нм/с [5]

Так как нм/с, тарелка будет работать равномерно.

Дальнейший расчет выполним для условий максимальной производительности.

Определим скорость паров по колонне

нм/с. [5] (7.2.16.)

Скорость паров в отверстиях тарелки

нм/с [5] (7.2.17.)

Определяем гидравлическое сопротивление тарелки потоку пара, для этого определим динамическое сопротивление по графику для определения ?Р

при = 7,48 нм/с и сг = 5,7 кг/мі [5]:

= 30,5 мм вод. ст. или 300 н/мІ [5]

Сопротивление разрыва пленки находим по уравнению:



н/мІ [5] (7.2.18.)

Статическое давление столба жидкости находим по формуле

[5] (7.2.19.)

где h1 - максимальный статический напор слоя жидкости над гребнем порога; [5]

Величина 0,69· h1 = 7,3 мм определили по графику для определения ?Р при i=5·10-3 нмі/(м·с). [5]

Подставляя значения, получим

н/мІ

Таким образом, гидравлическое сопротивление тарелок потоку пара

при максимальной производительности равна:

н/мІ

Рассчитываем переливное устройство. Принимаем высоту начального гидравлического затвора а = 6 мм и критическая глубина потока мм

определяем

мм [5] (7.2.20.)

По нормали НКО-305-64 тарелка имеет переливное устройство III

типа и в соответствии Z2=16 мм~Z2min, что позволяет использовать для определения высоты уровня жидкости в переливном устройстве уравнение:

[5] (7.2.21.)

здесь В = 2,44 - второй коэффициент переливного устройства при А =

Подставив, получим:

мм

Проверяем расстояние между тарелками Нт.

Из условия захлебывания тарелки т.е.

[5] (7.2.22.)

Из условий ограничения уноса находим высоту пены по формуле

мм [5] (7.2.23.)

Величину - определили по графику для определения ?Р

при i = 5·10-3 нмі/(м·с). [5]

Находим высоту верхней сепарирующей части межтарельчатого расстояния:

мм [5] (7.2.24.)

Расчет показывает, что тарелка работает в гидравлически допустимой и устойчивой области нагрузок, стабильно и без недопустимого уноса.

По технологической нормали НКО-305-64 выбранная тарелка имеет следующие параметры:

- Наружный диаметр 2200 мм;

- Внутренний диаметр 800 мм;

- Площадь переливного устройства 3,29 мІ;

- Диаметр отверстий 0,9 мм;

- Шаг 3,25 мм;

- Площадь отверстий 0,187 мІ;

- Высота подпорной перегородки 16 мм;

- Высота сливной перегородки 10 мм;

- Расстояние между тарелками 90 мм;

- Верхняя часть межтарельчатого пространства 43 мм.

При наружном диаметре тарельчатой части 2200 мм по нормали

НКО-305-64, диаметр корпуса колонны равен Dк = 2400 мм. [5]

3) Расчет числа теоретических тарелок.

Для графического определения числа теоретических тарелок строим в системе координат х-у. [8]

На оси х отмечаем содержание азота в жидкости в объемных %, на оси у - содержание азота в паре. Для правильного построения проводим диагональ, крайние точки которой имеют координаты А0 (0;0), А (100;100).

Поскольку содержание чистого азота Уа = 99 %, то из точки 99 на оси

х откладываем перпендикуляр на диагональ А0 - А. Место пересечения диагонали с перпендикуляром обозначим точкой 1 с координатами (99;99).

По итогам 3-го материального баланса мы знаем, что рабочая линия начинается из точки У0 = 42,4. [8]

Отложив значение У0 на вертикальной оси графика (точка У0),

проводим прямую У0 - , называемую рабочей линией. Соединяем точку 1 с точкой У0. Содержание азота в кубовой жидкости, подаваемой в верхнюю колонну, равно XR = 61%. Восстановим из этой точки на оси х перпендикуляр до пересечения с прямой У0 - 1 в точке В. Линия B - O' является рабочей линией для отгонной секции верхней колонны. Точка O' (Ук) лежит на диагонали и соответствует содержанию азота в газообразном кислороде, отводимом из конденсатора. [8]

Равновесную кривую х-у строим по точкам, приведенным в [8].

Точки кривой равновесного отношения жидкости и пара азото- кислородной смеси для Р = 0,6 кгс/смІ имеют координаты, представленные в табл. 7.2.1.

Таблица 7.2.1.

Координаты равновесной кривой для графического построения числа теоретических тарелок.

Точка	Координаты	Точка	Координаты
С1	4,5;10	С2	10;22
D1	9;20	D2	20;39
E1	14,5;30	E2	30;52
F1	21;40	F2	40;64
G1	28,5;50	G2	50;72
H1	36,5;60	H2	60;80
I1	47,5;70	I2	70;86
J1	60;80	J2	80;91
K1	78;90	K2	90;96

Начало кривой А0 конец - А. [8]

От точки 1 проводим перпендикуляр к оси у, в точке пересечения его с рабочей кривой проводим перпендикуляр к оси х. От точки пересечения перпендикуляра с прямой У0 - 1 снова проводим перпендикуляр к оси у. Повторяем операцию до тех пор, пока не дойдем до точки В. От точки В проводим перпендикуляр к оси у, а от оси у проводим перпендикуляр до рабочей прямой В - О'. От точки пересечения перпендикуляра с линией В - О', снова проводим перпендикуляр до оси у. Продолжаем это до тех пор, пока не дойдем до точки О'. [8]

Таким образом, точка 1 - начало тарельчатой части верхней колонны, а точка О' - конец. График построения числа теоретических тарелок представлен на рис. 7.2.1.

Количество перпендикуляров к оси у, от рабочих линий пересекающих рабочую кривую является число теоретических тарелок в верхней колонне nт.

Следовательно, количество теоретических тарелок в верхней

ректификационной колонне равно nт = 13 шт. [8]

4) Расчет КПД тарелки и определение числа действительных тарелок.

КПД ректификационной тарелки обычно равно 0,3 - 0,9, но поскольку верхняя колонна кроме эффективной производительности должна добиваться и фактической чистоты вырабатываемого азота, то рамки значения КПД для

ректификационных колонн низкого давления воздухоразделительных установок расширяются до 0,1 - 0,9. [9]

КПД тарелки берем из графика зависимости КПД от произведения

летучести a на динамический коэффициент вязкости разделяемой смеси µ.

[9] (7.2.25)

Принято µВ = 17,11 мкн · с/мІ [6]

Находим КПД при произведении:

[9] (7.2.26)

Отсюда зд = 22,4 %.[5]

Определяем число действительных тарелок:

[9] (7.2.27)

Принимаем действительное число тарелок n = 58 шт.

5) Определение высоты колонны.

Высота тарельчатых колонн складывается непосредственно из нескольких составляющих и находится по формуле:

[10] (7.2.28)

где Ни - высота испарителя (или нижнего парораспределяющего объема, из которого пар поступает к нижней тарелки колонны); Нс - высота верхней (сепарирующей) части колонны, через которую пар выводится из колонны; Нв - высота дополнительных участков для промежуточных вводов и выводов потоков; Нт - расстояние между тарелками; nд - число тарелок в тарельчатой части колонны.

Получаем:

мм [10] (7.2.29)

Высоту испарителя обычно принимаем в зависимости от высоты дополнительных участков. По нормали НКО 305-64 принимаем Нв = 500 мм.

Отсюда:

Ни = Нв · 4 = 500 · 4 = 2000 мм. [10] (7.2.30)

Высоту верхней сепарирующей части находим по формуле:

Нс = Нт · 10 = 90 · 10 = 900 мм. [10] (7.2.31)

Получаем высоту колонны:

мм.

6.3 Механический расчет

Принимаем конструктивный материал для колонны латунь Л - 62. Разрушающее действие среды на материал учитывается введением прибавки коэффициента Ск к номинальной толщине детали:

[10] (7.2.32)

где rа - амортизационный срок службы оборудования (принимаем 10 лет);

П - коррозийная проницаемость (принимаем 0,1 мм/год). [10]

Получаем

Ск = 0,1 · 10 = 1 мм.

Толщину толстостенных обечаек, работающих под избыточным давлением, следует рассчитывать по формуле:

[10] (7.2.33)

где Р - избыточное давление 0,6 кгс/смІ; БД - допустимое напряжение на растяжение для материала обечайки, для латуни Л - 62 (при температуре (-180) єС БД = 689 Мн/м2; U = 0,95 - коэффициент, учитывающий крепление сварным швом стыковкой двусторонним. [10]

Границей применения формулы является условие

[10] (7.2.34)

Подставляя полученные данные, выводим

мм

Полученное значение округляем до 12 мм.

Проверяем:

[10] (7.2.35)

Следовательно, условие выполняется.

Толщину крышки и днища аппарата принимаем аналогичной, 12 мм.

По нормали НКО 305-64 принимаем рациональную толщину для наружного диаметра тарельчатой части:

мм. [10] (7.2.36)

Толщина вытеснителя при диаметре dвн = 800 мм равна:

мм. [10] (7.2.37)

6.4 Гидравлический расчет

1) Расчет гидравлического сопротивления.

Независимо от конструкций элементов для распределения пара в жидкости на ситчатой тарелке уравнение гидравлического сопротивления потоку пара может быть представлено в виде:

[5] (7.2.32)

где ?Рd - динамическое сопротивление сухой тарелки; ?Рд - перепад давления, необходимый для преодоления сил поверхностного натяжения; ?Рст - перепад давления, уравновешивающий напор жидкости.

В 1-ом пункте технологического расчета основного аппарата был представлен гидравлический расчет для условий максимальной производительности со следующими показателями: = 30,5 мм вод. ст. или

300 н/мІ; = 36,5 н/мІ; = 73,7 н/мІ; [5]

Отсюда получим:

н/мІ

Проведем гидравлический расчет для условий минимальной производительности. Динамическое сопротивление сухой тарелки определяем по графику для определения ?Рd в зависимости от =3,2 нм/с и сг = 5,7 кг/м3.

Получаем ?Рd = 117 н/м2. [5]

Сопротивление разрыва пленки при минимальной производительности идентичны т.е. 36,5 н/м2. [5]

Статическое давление столба жидкости определяем по формуле:

[5] (7.2.33)

Величина мм взята по графику для определения ?Р

при i = 2,81·10-3 нмі/(м·с). Отсюда:

н/м2

Находим гидравлическое сопротивление тарелки при минимальной

производительности:

н/м2

Таким образом, работа колонны считается эффективной при гидравлическом сопротивлении в рамках от 218,5 до 410 н/м2 . Ниже 218,5 работа тарелок считается неэффективной, выше 410,2 является опасной для технологического режима. [5]

2) Расчет штуцеров.

Диаметр штуцеров определяется по формуле

[9] (7.2.34)

где w - скорость компонента в штуцере, принимается по стандарту:

a) для газов при естественной тяге 2 ч 4 м/с;

b) для газов под избыточным давлением 5 ч 20 м/с;

c) для жидкости под напором 0,5 ч 2,5 м/с;

d) для жидкости самотеком 0,1 ч 0,5 м/с. [9]

1. Находим диаметр штуцера для входа детандерного воздуха. По данным материального баланса имеем Vф = 10688 нм3/ч. Переведем это фактическое значение по производительности в натуральную расчетную

величину по формуле:

[12] (7.2.35)

где сн.у. = 1,293 кг/м3 - плотность воздуха при 0є С и 0,15 кгс/см2 (нормальные или нормативные условия работы установки); ср.у. = 3,23 кг/м3 - плотность воздуха при рабочих условиях в колонне. [5]

Получаем:

м3/с

Отсюда:

мм.

По нормали принимаем d1 = 300 мм. [9]

2.Диаметр штуцера на вход газообразного кислорода из основных конденсаторов. По данным материального баланса имеем Vф = 3774 нм3/ч.

м3/с.

Получаем:

м.

Принимаем по нормали d2= 200 мм. [9]

3.Диаметр штуцера для входа кубовой жидкости. Имеем Vф = 11812 нм3/ч. Жидкость состоит на 39% из кислорода и 61 % азота. Принимаем среднее значение сн.у. = 1,341 кг/м3, ср.у. = 972 кг/м3, [5] получаем:

м3/с.

Таким образом

м.

По нормали принимаем d3 = 100 мм. [9]

4. Вход жидкого грязного азота составляет Vф = 3548 нм3/ч. Диаметр этого штуцера нормируется в пределах 50 ч 150 мм. Грязный азот состоит из 95

% азота, поэтому сн.у. = 1,252 кг/м3, а ср.у. = 812 кг/м3, [5] получаем:

м3/с.

Следовательно:

м.

По нормали принимаем d4 = 100 мм. [9]

5.Диаметр штуцера для входа жидкой азотной флегмы. Имеем Vф = 6792 нм3/ч. Принимаем сн.у. = 1,252 кг/м3, а ср.у. = 812 кг/м3, [5] получаем

м3/с.

Отсюда

м.

По нормали принимаем d5 = 100 мм. [9]

6.Определим диаметр штуцера для выхода чистого газообразного азота. Для этого имеем Vф = 12083 нм3/ч. Принимаем сн.у. = 1,252 кг/м3, а ср.у. =5,7 кг/м3, [5] получаем:

м3/с.

Следовательно

м.

По нормали принимаем d5 = 400 мм. [9]

7.Выход отбросного азота составляет Vф = 15854 нм3/ч. Рассчитаем диаметр штуцера, для этого примем сн.у. = 1,252 кг/м3, а ср.у. = 812 кг/м3. [5]. Отсюда:

м3/с.

Таким образом

м.

Принимаем d7 = 150 мм. [9]

8.Диаметр штуцера для выхода жидкого кислорода. Имеем Vф = 6078

нм3/ч. Принимаем сн.у. = 1,43 кг/м3, а ср.у. = 1136 кг/м3, [5] получаем:

м3/с.

Следовательно

м.

По нормали принимаем d8 = 100 мм.

9.Диаметр штуцера для выхода газообразного кислорода. Согласно материального баланса Vф = 2493 нм3/ч. Принимаем сн.у. = 1,43 кг/м3, а ср.у. = 5,7 кг/м3, [5] получаем

м3/с.

Таким образом

м.

Принимаем d9 = 200 мм. [9]

10. Для второго выхода отбросного азота принимаем d10 = d7 = 150 мм.

11. Диаметр второго штуцера для выхода жидкого кислорода принимаем равным d11 = d8 = 100 мм. [9]

12. Диаметр штуцера для предохранительного клапана принимаем

аналогичным диаметру для входа жидкого азота d12 = d5 = 100 мм. [9]

13. Диаметр штуцера для слива кубовой жидкости и для продувки принимаем по ГОСТ 1499 - 69 d13 = 100 мм. [9]

6.5 Описание основного аппарата

Верхняя ректификационная колонна низкого давления установки АКт-16-2 работает под избыточным давлением 0,6 кгс/см2. Цилиндрическая наружная обечайка сварена из латуни Л-62, рассчитана на указанное давление, и имеет внутренний диаметр dк = 2400 мм, при толщине стенки 12 мм. Крышка колонны имеет аналогичную толщину. Аппарат имеет тарельчатую часть высотой 5130 мм. Количество тарелок составляет 58 штук, что обеспечивает нужную чистоту азота. Диаметр вытеснителя d = 800 мм, при толщине стенки 3 мм. Высота колонны без выхода штуцеров 8530 мм. Детандерный воздух, поступающий через штуцер Е диаметром d = 200 мм, подается на 14 тарелку.

Поверхность контакта фаз в аппарате формируется при дроблении потока одной из контактирующих фаз в результате его проникновения через поток другой фазы, причем поверхность контакта фаз является граничной для пузырей и газовых струй, образующихся при дроблении потока пара. Поступающий через штуцер чистый жидкий азот из нижней колонны, сначала поступает в отделитель неоногелиевой смеси, затем в вытеснитель, откуда большая его часть отправляется на орошение тарелок. Образующаяся при испарении жидкого воздуха парообразная смесь азота и кислорода проходит через жидкий азот. Поскольку жидкость состоит в основном из азота, она имеет более низкую температуру, чем проходящий через нее пар. Это вызывает конденсацию кислорода из пара в жидкость и одновременно - испарение из жидкости азота и обогащение им паров над жидкостью. [5]

Предохранительный клапан предназначен для стабилизации давления в колонне и имеет штуцер диаметром 100 мм. Также в колонне установлен штуцер диаметром 100 мм для слива кубовой жидкости. Для регулирования технологического процесса, в колонне установлены необходимое количество штуцеров для контрольно измерительных приборов (термометров, манометров, измерителей уровня), а также пробоотборников. [5]

Куб колоны имеет высоту 2000 мм высота сепарирующей части 900 мм, через которую азот выводится из колонны. Расстояние между тарелками 90 мм. Крышка колонны на фланцах присоединяется к колонне болтами, а днище приваривается. Поскольку стабильное давление в колонне придерживается 0,6 кгс/см2 , во всех точках колонны, то и крышка и днище имеют толщину стенок, равную толщине стенок корпуса 12 мм. [5]

Тарельчатая часть присоединена крепежно-фиксирующими соединениями и к крышке колонны, и к дополнительным соединениям.

Используются ректификационные ситчатые тарелки с диаметром соответственно 2200 800 мм двухсливные с переливным устройством 3-его (III) типа, диаметром отверстий 0,9 мм и длиной шага 3,25 мм. [5]

Площадь отверстий тарелки 0,187 м2, площадь кольца тарелки 3,29 м2

площадь переливного устройства 0,587 м2. Высота, необходимая для насыщения пара азотом 43 мм. [5]



7. Автоматизация технологического процесса

Контроль и регулирование работы машин, аппаратуры и механизмов установок разделения воздуха производится для достижения оптимального технологического режима, т.е. максимального выхода продуктов разделения установленного качества при наименьшем удельном расходе электроэнергии и материалов. [13]

Контроль технологических параметров - температуры, давления, расхода, уровня и др. осуществляется с помощью показывающих и сигнализирующих приборов с подачей в необходимых случаях сигналов о возникающих нарушениях процесса. [13]

Контрольные приборы дают возможность вести наблюдение за процессами и предупреждать неполадки и аварии. Особенно важно применение автоматических приборов и устройств, которые независимо от обслуживающего персонала поддерживают заданный режим, включают и выключают оборудование, предупреждают возможность ошибочных действий персонала. [13]

Определение количества газа и уровня жидкости.

Измерительные диафрагмы, работающие на принципе разности давлений, устанавливают на потоке воздуха, идущего на регенераторе после влагоотделителя, на потоке разности давлений измеренных диафрагмой определяет также количество проходящего вещества. [13]

...