Расчет основного деаэратора

 

Схема основного деаэратора.

 

 

D_др D_к

i_др i_к

 

D_с1=D_рнп

 

i_рнп i₀

Рисунок 2.4 – Схема основного деаэратора

 

Из уравнения материального баланса деаэратора выражаем расход основного конденсата, поступающего в деаэратор:

D_п.в. = D_д + (D₁ + D₂ + D₃) + D_с1 + D_к3

D_к3 = D_п.в. – D_д – (D₁ + D₂ + D₃) – D_с1

D_к3 = 1.01 D_д – D3отб – 0.1489D = 0.8611 – D3отб

Уравнение теплового баланса деаэратора:

0.1489D· i₃ · η+ Dk· i_k · η+ D3отб· i_от · η=1.01D· i_пв

0.1489D· 83.4 · 0.98+ (0.8611D-D3отб,)· 589,1 · 0,98+ D3отб· 3360 ·0,98 = 1.01D· 697

3292.8D3отб =704D

62.1D+2715 D3отб =704D

2715.5 D3отб =83.9D

D3отб =0.0309D

D_{к3=0.8611-0.0309=0.8302D}

D_к3=0.8302D

 

Расчет подогревателей низкого давления

 

Схема ПНД.

 

ПНД4 ПНД3 ПНД2 ПНД1

 

 

t₅ t₆ t₇

t₈

t₄

 

Рисунок 2.5 – Схема подогревателей низкого давления

 

t₄ = 140^оС, тогда i₅ = 589,1 кДж/кг

Тепловой баланс ПНД4:

D₄ · (i₄ – i_н4) · η = D_к · (i_к – i₅)

D₄ = D_к3 · (i₄ – i₅) / (i₄ – i_н4) · η

D₄ = D· 0,8302 (589,1 – 503,7) / (3196 – 589,1) · 0,98 = 0,028D

t₃ = 120^оС, тогда i₆ = 503,7 кДж/кг

Тепловой баланс ПНД3:

D₅ · (i₅ – i_н5) · η + D₄ · ∆τ₄₅ · η = D_к2 · (i₅ – i₆)

D_к2 = D_к3 – (D₄ + D₅)

D_к2 = D_к1 – (D₄+ D₅ +D₆) = 0,8302 D – (0,028D+ D₅ +D₆)

D₅ · (3008 – 525) · 0,98 + 0,028D · (610,6–525) 0,98 = (0,8022 D-D₅ – D₆) · (589,1 – 355,92)+(0,028D+ D₅ +D₆) (589,1–376,94)

D₅ · 2454,42 = 190,65D – 22,02D6

D₅ = 0,077D – 0,0003D кг/с

D5=0.0767D

Тепловой баланс ПНД2:

D₆ · (i₆ – i_н6) · η + D_с2 · (i_ΙΙ^'' – i_н2) · η = D_к1 · (i_н6 – i₇)

D_к1 = D_к2 – (D₆ + D_с2 + D_сп2)

D_к1 = 0.8022 – (D₅ – D₆)

D₆ · (2920 – 376.94) =(0.8022D – D₅ – D₆) · (355,92 – 242,72)

D₆ · 2492,2 = 90,8D – 113,2D₅ – 113,2D₆

D₆ = 0,0348D – 0,0434D₅

D₆ = 0,0348D – 0,0434D₅ (0,077D – 0,069D₆)

D₆ = 0,0315D

Тепловой баланс ПНД1:

D₇ · (i₇ – i_н7) · η = D_к · (i₇ – i₈)

D_к = D – (D₄+ D₅ +D₆ +D₇)

D₇ = D_к · (i₇ – i₈) / (i₇ – i_н7) · η

D₇ = 0.6652D · (242.46 – 142,46) / (2780 – 263.65)

2466.023D₇ = 66.52D

D₇= 0.0257D

D_пр = β_пр · D_к^ном, т/ч

β_пр = 1,5% от паропроизводительности котла

D_пр = 0,01 · 670 = 6,7 т/ч

Давление в барабане котла:

Р_б = Р_о^к + ∆Р_пп, МПа

Р_о^к – номинальное давление пара в котле, МПа

Р_о^к = 13,75 МПа

∆Р_пп – гидравлическое сопротивление пароперегревателя, МПа

∆Р_пп = 1,4 Мпа

Р_б = 13,75 + 1,4 = 14,15

В данном случае целесообразно завести пар из первой ступени сепаратора в деаэратор, поэтому давление в РНП – Ι, и потеря продувочной воды определяется из уравнения теплового и материального баланса расширителя продувки:

Q_пр = Q_с1 + Q_0,7

D_пр ·i_б · η = D_c1 · i^''_Ι + D_0,7 · i^'_Ι

D_пр ·i_б · η = D_c1 · i^''_Ι + D_пр · i^'_Ι – D_с1 · i^'_Ι

D_пр · (i_б · η – i^'_Ι) = D_c1 · (i^''_Ι – i^'_Ι)

D_c1 = D_пр · (i_б · η – i^'_Ι) / i^''_Ι – i^'_Ι

D_c1 = 6,7 · (1620 · 0,98 – 697) / (2762,9 – 697,1)= 2,89 т/ч = 0,8 кг/с

i_б, i^''_Ι, i^'_Ι – энтальпии продувочной воды, отсеппарированного пара и отсеппарированной воды соответственно, кДж/кг.

Η – коэффициент, учитывающий охлаждение сепаратора, принимается равным 0,98.

Количество продувочной воды после сепаратора первой ступени:

D_пр^' = D_пр – D_c1, т/ч

D_пр^' = 6,7–2,89 = 3,81 т/ч

(D_пр – D_c1) · i^'_Ι = D_c2 · i^''_ΙΙ + D_0,15 · i^'_ΙΙ

D_пр · i^'_Ι – D_с1 · i^'_Ι = D_c2 · i^''_ΙΙ + (D_пр – D_c1 – D_с2) · i^'_ΙΙ

D_пр · i^'_Ι – D_с1 · i^'_Ι = D_c2 · i^''_ΙΙ + D_пр· i^'_ΙΙ – D_c1· i^'_ΙΙ – D_с2· i^'_ΙΙ

D_пр · (i^'_Ι – i^'_ΙΙ) + D_c1 · (i^'_Ι – i^'_ΙΙ) = D_c2 · (i^''_ΙΙ – i^'_ΙΙ)

D_c2 = D_пр · (i^'_Ι – i^'_ΙΙ) + D_c1 · (i^'_Ι – i^'_ΙΙ) / i^''_ΙΙ – i^'_ΙΙ

D_c2 = 3,81· (697 – 467,13) + 2,89 · (697 – 467,13) /(2693,9 – 467,13) = 0,37 т/ч

i^'_ΙΙ, i^''_ΙΙ – энтальпии сухого насыщенного пара и отсеппарированной воды, кДж/кг.

Количество продувочной воды, сбрасываемой в канализацию:

D_пр^'' = D_пр^' – D_c2, т/ч

D_пр^'' = 3,81–0,37 = 3,44 т/ч