Проектирование адиабатной выпарной установки термического обессоливания воды

2.3.15 По найденным величинам найдём среднюю площадь теплопередающей поверхности одного конденсатора-пароохладителя Fк ср

2.3.16 Зная количество теплоты передаваемое в конденсаторах-пароохладителях теплоотводящих ступеней и средние температурные напоры найдём площади теплопередающих поверхностей Fсрi

2.3.16.1 По таблице 4-6 [1] принимаем средний коэффициент теплоотдачи при конденсации пара в теплоотводящих ступенях kкср=2000 Вт/(м2´К).

2.3.16.2 Площадь теплопередающей поверхности конденсаторов седьмой ступени Fк7

2.3.16.3 Площадь теплопередающей поверхности конденсаторов восьмой ступени Fк8

2.3.16.4 Площадь теплопередающей поверхности конденсаторов девятой ступени Fср9

2.3.17 Площадь поверхности теплообмена головного подогревателя составляет Fг.п.

где kг.п.=3500 Вт/м2´К – ориентировочный коэффициент теплопередачи от конденсирующегося пара к жидкости по таблице (4-6) [1];

принимаем в качестве головного подогревателя восемь стандартных конденсаторов 1400КНВ-6-6-М3-0/20-6-2 ГОСТ15121-79 суммарной площадью теплообмена F=6920 м2.

2.3.17 Найдём площади теплопередающих поверхностей конденсаторов оттяжек парогазовой смеси из ступеней испарения полагая, что конденсируется весь пар

2.3.17.1 Задаёмся величиной коэффициента теплопередачи при конденсации пара, содержащего неконденсируемые газы, по таблице 4-6 [1] kк= 1500 Вт/м2´К

2.3.17.2 Площадь теплопередающей поверхности конденсатора теплоиспользующих ступеней Fк1

принимаем стандартный вертикальный кожухотрубчатый конденсатор 1200КНВ-6-6-М1-О/25-6-2 ГОСТ15121-79 площадью поверхности теплообмена F=494 м2.

2.3.17.2 Площадь теплопередающей поверхности конденсатора теплоотводящих ступеней Fк2

принимаем стандартный вертикальный кожухотрубчатый конденсатор 600КНВ-6-6-М1-О/25-6-4 ГОСТ15121-79 площадью поверхности теплообмена F=97 м2.

2.3.18 Найдём поверхность зеркала испарения для каждой ступени fi

2.3.18.2 Для второй ступени поверхность зеркала испарения f2 составит

2.3.18.3 Поверхность зеркала испарения третей ступени f3

2.3.18.4 Поверхность зеркала испарения четвёртой ступени f4

2.3.18.5 Поверхность зеркала испарения пятой ступени f5

2.3.18.6 Поверхность зеркала испарения шестой ступени f6

2.3.18.7 Поверхность зеркала испарения седьмой ступени f7

2.3.18.8 Поверхность зеркала испарения восьмой ступени f8

2.3.18.9 Поверхность зеркала испарения девятой ступени f9

2.3.18.10 Принимаем для всех ступеней площадь зеркала испарения f=28 м2.

2.4 Расчёт количества используемого пара

2.4.1 По имеющимся данным теплового расчёта можно определить необходимое количество греющего низкопотенциального пара в случае использования в качестве рабочего пара различных параметров

2.4.2 Исходя из общего количества греющего пара и по коэффициенту эжекции определим требуемое количество рабочего пара 40 Gр40

2.4.3 Необходимое количество низкопотенциального пара, отработанного в турбинах привода основного оборудования, составит Gн

Gн=Gр40´u=5,25´9=47,25 кг/с=170,1 т/час.

2.4.5 Аналогично определим потребность в паре при использовании в качестве рабочего пара других параметров и сведём полученные результаты в таблицу 5.

Таблица 5 – Зависимость количества греющего пара в зависимости от рабочего пара

2.4.6 Таким образом, при использовании в эжекторе пара 40 потребуется 47,25 кг/с пара, отработанного в турбинах привода основного оборудования производств аммиака. Определим площадь поверхности воздушных холодильников, высвобождаемую в результате отвода части пара в головной подогреватель установки.

2.4.6.1 В настоящее время для конденсации пара, отработанного в турбинах привода, применяются следующие воздушные холодильники:

1       101 JC – F=33384 м2;

2       T401 JC – F=8200 м2;

2                   102 JC – F=12594 м2;

3                   103 JC - F=50076 м2;

4                   T403 JC – F=8200 м2;

5                   104 JC – F=8396 м2;

6                   105 JC - F=33380 м2;

7                   T403 JC– F=8200 м2;

общей площадью поверхности теплообмена Fобщ=162430 м2 (для одного производства) [15]. Общее количество пара подаваемое на холодильники составляет 248 т/час или 68,89 кг/с. В холодильниках осуществляется его конденсация и охлаждение до температуры t=57 оС.

где Dt=21,3 оС – температурный напор в воздушных холодильниках, вычисленный, как среднелогарифмический из расчёта средней летней температуры воздуха tв=18 оС и воздуха на выходе из холодильников tвых=60 оС;

r=2333,8 кДж/кг – удельная теплота парообразования при температуре пара;

Сср=4,187 кДж/кг´К – теплоёмкость воды при средней температуре в холодильниках tср=(tп+ tк)/2=(70+57)/2=63,5 оС.

2.4.6.3 Площадь поверхности теплообмена, которая высвобождается при включении установки в производственный цикл F’

2.4.6.4 По полученным результатам и известным площадям отдельных холодильников [15] определим, какие воздушные холодильники возможно переключить для использования в установке для охлаждения оборотной воды - это холодильники 101 JC и T401 JC, 102 JC, 104 JC, 105 JC и T105 JC общей площадью поверхности теплообмена F=104154 м2. Оставшийся холодильник будет покрывать имеющуюся нагрузку.

2.4.6.5 Ориентировочно оценим количество оборотной воды, которое можно охладить в высвобождаемых воздушных холодильниках Gх

где Dt=10,7 оС – среднелогарифмический температурный напор в воздушном холодильнике при охлаждении оборотной воды.

2.4.6.6 Отсюда следует, что задействовав, в случае включения установки в производственный цикл, неиспользуемые воздушные холодильники производства “Аммиак - 2” можно сократить затраты на производство водооборотного цикла. Остальное количество оборотной воды направляется на ВОЦ 17, где имеется запас по мощности.

2.4.6.7 Количество оборотной воды, направляемое на ВОЦ 17 составляет Gоб

Gоб=GохлS-Gх=3484,8-1809,6=1675,2 кг/с.

2.5 Расчёт сепарационного устройства и нахождение ожидаемого качества дистиллята

2.5.1 Для нахождения количества примесей, которые с паром переходят в дистиллят необходимо определить влажность пара, которую обеспечивает сепарационное устройство. Принимаем для установки в камерах испарения жалюзийные сепараторы с горизонтальными пакетами. Для аппаратов безбарботажного типа, реализуемых в установке, принимаем величину критерия, определяющего параметры сепаратора N=0,4 (стр. 194 [20]). При этом ожидаемый унос составит j=5´10-5-1´10-4 кг/кг.

2.5.2 Произведём расчёт первой ступени испарения как наиболее напряжённой

2.5.2.1 По формуле (5-15) [20] найдём значение предельно допустимой скорости пара в нормальном сечении между пластинами жалюзи сепарационного устройства w”д1

где s1=60,19 Па – поверхностное натяжение воды при температуре в первой ступени по таблице 2-8 [18],

r’1= 962,8 кг/м3 – плотность воды при её температуре в первой ступени по таблице 2-1 [18],

r”1=0,462 кг/м3 – плотность пара при температуре насыщения в первой ступени по таблице 2-1 [7].

2.5.2.2 Принимаем рабочую скорость пара равную

w”р1=w”д1´0,6=28,6´0,6=17,2м/с.

2.5.3. Найдём количество примесей, которое уносится со вторичным паром и переходит в дистиллят. Согласно методике [2] на стр.247 значение величины примесей зависит от влажности пара и от силы электролита растворов примесей. Наиболее интенсивно уносятся с паром вещества, водные растворы которых образуют очень слабые электролиты.

2.5.3.1 Определим количество окислов железа, которое переходит в пар в первой ступени

2.5.3.1.1 Найдем соотношение плотностей воды и водяного пара в ступени

2.5.3.1.2 По формуле (5.3) [2] найдем коэффициент видимого распределения вещества kрвидFe из условия что, гидратированные окислы железа представляют собой очень слабый электролит

где n=0,8 – показатель степени зависящий от силы электролита раствора (стр.247 [2]).

2.5.3.1.3 Определим концентрацию соединений железа в дистилляте по формуле (5.1) [2]

где j=0,005% - ожидаемая влажность пара в ступени, обеспечиваемая сепарационным устройством;

CFeраств=2,0 мг/л – концентрация ионов железа в исходной воде (приложение А).

2.5.3.2 Аналогично найдём количество кремниевой кислоты, которое переходит в пар из условия, что кремниевая кислота образует раствор слабого электролита

2.5.3.2.1 По формуле (5.3) [2] найдем коэффициент видимого распределения вещества kрвидSiO2

2.5.3.2.2 Определим концентрацию соединений железа в дистилляте по формуле (5.1) [2]

где j=0,005% - ожидаемая влажность пара в ступени, обеспечиваемая сепарационным устройством;

CSiO2раств=5,5 мг/л – концентрация кремнезема в пересчёте на SiO2 в исходной воде (приложение А).

2.5.3.3 Найдём количество солей жёсткости, которые переходят в дистиллят

2.5.3.3.1 Рассмотрим соли карбонатной жёсткости, основание которых образует в воде сольный электролит

2.5.3.3.2 По формуле (5.3) [2] найдем коэффициент видимого распределения вещества kрвидHCO3

где n=4,0 – показатель степени, зависящий от силы электролита раствора (стр.247 [2]).

2.5.3.3.3 Определим концентрацию соединений железа в дистилляте по формуле (5.1) [2]

где j=0,005% - ожидаемая влажность пара в ступени, обеспечиваемая сепарационным устройством;

CHCO3раств=2,2 мг/л – карбонатная жёсткость исходной воды.

2.5.4 Из приведённых расчётов следует, что принятое сепарационное устройство обеспечит необходимое качество получаемого дистиллята при соблюдении величины сепарационного пространства камер испарения и технологического режима установки.

2.6 Очистка воды от растворённых газов

По имеющейся на предприятии нормотивно-технической документации [15] деминерализованная вода регламентируется по содержанию свободного кислорода O2 и двуокиси азота CO2. Содержание кислорода в исходной воде СO2 до30 мг/л, СCO2 – до 30 мг/л.

Удаление содержащегося в дистилляте кислорода происходит в процессе испарения согласно закону Генри-Дальтона [2], характеризующего зависимость между концентрацией в воде растворённого газа и его парциальным давлением,

Cг=kг´рг=kг´(робщ-рН2О);

где Сг – концентрация растворённого в воде газа;

kг – коэффициент абсорбции газа водой;

робщ – общее давление;

рН2О – парциальное давление водяного пара.

Как видно из уравнения, понижение концентрации газа в воде происходит с уменьшением разности робщ-рН2О. Таким образом, для удаления газа из воды необходимо создать условия, при которых парциальное давление его над водой было бы равно нулю.

При кипении жидкости парциальное давление растворённых в воде газов стремится к нулю. В таком случае концентрация растворённого газа будет зависеть только от времени дегазации. С увеличением времени дегазации концентрация растворённых газов в воде уменьшается.

В проектируемой установке дегазация циркулирующего рассола происходит равномерно по всем ступеням. Удаление выделившихся газов осуществляется из каждой ступени совместно с неконденсирующимся паром вакуум-насосом.

Естественно, полного освобождения воды от растворённого газа достичь невозможно, поэтому концентрацию газов в дистилляте необходимо определять опытным путём. Однако, учитывая имеющийся опыт проектирования подобных установок, можно предположить, что содержание растворённых газов в дистилляте не превысит допустимых норм качества глубоко обессоленной воды [20].

3 Конструкторский расчёт

3.1 Расчёт регенеративных конденсаторов

3.1.1 По имеющимся данным теплового расчёта принимаем площадь поверхности теплообмена каждого конденсаторов теплоиспользующих ступеней равную Fк=1693,6 м2.

3.1.2 Произведём расчёт конденсатора-пароохладителя для первой ступени

3.1.3 Принимаем среднюю скорость охлаждающего рассола в трубах w=3 м/с (стр. 57 [1]).

3.1.4 Диаметр трубок принимаем dтр=20´2,5 мм, длину lтр=6000 мм, материал – латунь марки Л63, тип пучка – коридорный.

3.1.5 Определим количество трубок в пучке по уравнению неразрывности исходя из заданной скорости воды в трубах n

где u=0,0010222 м3/кг – удельный объём воды при средней температуре в первой ступени tср=(tв1+tв2)/2=(85,6+79,0)/2=82,3 оС по таблице 2-1 [18].

3.1.6 Определим число ходов рассола в конденсаторе z по необходимой площади теплообмена Fк из уравнения неразрывности

где dср=22,5´10-3 м – средний диаметр труб;

принимаем число ходов охлаждающего рассола z=2.

3.1.7 Определим геометрические размеры трубного пучка

3.1.7.1 Для труб выбранного диаметра по таблице (8) [24] находим шаг пучка s=32 мм.

3.1.7.2 Из геометрических размеров камеры испарения принимаем ширину всего трубного пучка Bп=3 м, а ширину одного хода Bп1=1,5 м.

3.1.7.3 Отсюда найдём количество трубок в горизонтальном ряду одного хода пучка n1 принимаем n1=46 шт.

3.1.7.4 Тогда количество рядов составит n2

n2=n/n1=2117/46=46,02;

принимаем количество трубок в вертикальном ряду n2=48 шт.

3.1.7.4 Высота трубного пучка составит Hтр

Hтр=n2´s+dн=48´32´10-3+25´10-3=1,561 м.

3.1.7.5 Уточнённое количество труб в пучке составит n=n1´n2=46´48 =2208 шт.

3.1.8 Уточним площадь поверхности теплообмена Fк’

Fк’=p´n´dср´l´z=3,14´2208´22,5´10-3´6´2=1872 м2.

3.1.9 Принимая высоту межтрубного пространства конденсатора Hм.тр.=1,6 м, находим скорость вторичного пара в межтрубном пространстве w’

u1=2,1611 м3/кг – удельный объём пара при температуре насыщения в первой ступени по таблице 2-1 [18].

3.1.10 По действительному количеству трубок уточним значение скорости рассола в трубном пространстве w

3.1.11 Определим коэффициент теплоотдачи в трубках от рассола пару k1

3.1.11.1 Вычислим число Рейнольдса Rе

где r=970,21 кг/м3 – плотность воды при средней температуре рассола в конденсаторе tср=tв1+tв2/2=85,6+79,0/2=82,3 оС по таблице 2-1 [18];

m=351,2´10-6 Па/с – динамическая вязкость воды при средней температуре в ступени по таблице 2-8 [18];

т.к. Re больше критического значения Reкр=105, то движение в трубках развитое турбулентное.

3.1.11.2 Для турбулентного вынужденного движения в трубах найдём значение критерия Нуссельта Nu по формуле (4-17) [13]

где Prж=2,16 – число Пранкля при средней температуре жидкости по таблице (2-8) [18];

Страницы: 1, 2, 3, 4, 5, 6, 7, 8, 9, 10, 11