Проектирование адиабатной выпарной установки термического обессоливания воды

2.3.7.1.4 Количество циркулирующего раствора G_цирк по формуле (2.40)2.3.7.1.5 Кратность циркуляции К_ц

2.3.7.1.5 Удельная производительность установки по дистилляту d

2.3.7.1.6 Общее солесодержание продувочной воды bк

bк=bисхa=3003=900 мг/кг.

2.3.7.1.7 Определим количество охлаждающей воды, необходимое для обеспечения конденсации пара в теплоотводящих ступенях G_охл

2.3.7.1.7.1 Находим количество теплоты, которое необходимо отвести в конденсаторах-пароохладителях каждой из трёх теплоотводящих ступеней

2.3.7.1.7.1.1 Количество теплоты, которое необходимо отвести в седьмой ступени Q₇

2.3.7.1.7.1.2 Количество теплоты, отводимое в восьмой ступени Q₈

2.3.7.1.7.1.3 Количество теплоты, отводимое в девятой ступени Q₉

2.3.7.1.7.2 Из условия обеспечения недогрева в седьмой ступени н~5 ^оС, задаёмся температурой охлаждающего рассола и исходной воды на выходе из седьмой ступени t_в7=46 ^оС найдём количество теплоты отбираемое рассолом в седьмой и восьмой ступенях Q^р

где G_р=1740 кг/с - расход рассола на выходе из последней камеры испарения;

h'₇=192,53 кДж/кг и h'_к=167,45 кДж/кг - соответственно энтальпии рассола на выходе из конденсатора-пароохладителя седьмой ступени и на выходе из камеры испарения девятой ступени.

2.3.7.1.7.3 Найдём количество теплоты отбираемое в седьмой и восьмой ступенях исходной водой Q^и.в.

где h^и.в.'₉=147,81 кДж/кг - энтальпия исходной воды при температуре на выходе из девятой ступени t^и.в.₉=35,3 ^оС, найденной из условия равного перепада температур между ступенями охлаждения t_и.в.=(t_в7-t_исх)/3=(46-30)/3=5,3 ^оС.

2.3.7.1.7.4 С учётом найденных величин, определим количество оборотной воды, необходимое для полной конденсации пара в седьмой и восьмой ступенях G_{охл 7,8}, предполагая независимую её подачу в девятую ступень

где С_охл.ср.=4,179 кДж/кгК - истинная изобарная теплоёмкость охлаждающей воды при средней её температуре t_в.ср.=(t_охл2+t)/2 =(40+25)/2=32,5 ^оС во втором контуре установки по таблице 2-4 [18].

2.3.7.1.7.5 Определим количество теплоты, отбираемое исходной водой в девятой ступени Q^и.в.₉

где h_исх'=125,66 кДж/кг- энтальпия исходной воды по таблице 2-1 [18].

2.3.7.1.7.6 Тогда количество оборотной воды, необходимое для конденсации паров в девятой ступени составит G_охл9

2.3.7.1.7.7 Суммарное количество охлаждающей воды, которое необходимо подать в теплоотводящие ступени составит G_охл^т

G_охл^т=G_охл7,8+G_охл9=1715,6+1601,2=3316,8 кг/с.

2.3.7.1.7.8 Общее количество оборотной воды с учетом охлаждения конденсаторов составит G_охл

G_охл=G_охл^т+G_охл1+G_охл2=3316,8+112,1+55,9=3484,8 кг/с.

2.3.7.1.8 Найдём температуру воды на выходе из каждой ступени конденсатора t_вi, учитывая, что первые шесть ступеней охлаждаются водой, поступающей на опреснение, а последние три - оборотной водой, циркулирующим рассолом и исходной водой.

2.3.7.1.8.1 Температура охлаждающего рассола на выходе из шестой ступени составляет t_в6

где С_ср=4,190 кДж/кг - истинная изобарная теплоёмкость воды при средней температуре поступающего на опреснение рассола по таблице 2-4 [18].

2.3.7.1.8.2 Температура охлаждающего рассола на выходе из пятой ступени составляет t_в5

2.3.7.1.8.3 Температура рассола на выходе из четвёртой ступени t_в4

2.3.7.1.8.4 Температура рассола на выходе из третей ступени t_в3

2.3.7.1.8.5 Температура охлаждающего рассола на выходе из второй ступени t_в2

2.3.7.1.8.6 Температура охлаждающего рассола на выходе из первой ступени t_в1

2.3.7.1.9 Найдём количество пара, подаваемого в головной подогреватель G_п

где h_п''=2684,1 кДж/кг - энтальпия насыщенного пара, подаваемого в головной подогреватель, при температуре t_п=105 ^оС по таблице 2-1 [18],

h_п'=440,17 кДж/кг - энтальпия конденсата при температуре в подогревателе.

2.3.7.1.10 Удельный расход теплоты составит dт

2.3.7.2 Второй вариант

2.3.7.2.1 Схема предполагает последовательное включение по исходной воде всех девяти ступеней. Исходная вода смешивается с циркуляционной и подаётся в конденсатор-пароохладитель девятой ступени.

2.3.7.2.2 Задаваясь температурой воды на входе в первый конденсатор-пароохладитель t_вх1=32,5^оС по формуле (3-38) [8] найдём величину отношения G_цирк/G

2.3.7.2.3 Тогда расход циркулирующей воды составит G_цирк

G_цирк=0,25*G=0,25*1950,5=487,6 кг/с.

2.3.7.2.4 По материальному балансу схемы определим расход исходной воды G_исх

G_исх=G-G_цирк=1950,5-487,6=1462,9 кг/с.

2.3.7.2.5 Тогда расход продувочной воды составит G_прод

G_прод=G-G*(1-Кот)-G_цирк=1950,5-208,3*(1+0,01)-487,6=1252,5 кг/с.

2.3.7.2.5 Кратность концентрирования a

2.3.7.2.6 Общее солесодержание продувочной воды bк

bк=abисх=1,2300=360 мг/кг.

2.3.7.2.7 Кратность циркуляции К_ц

2.3.7.2.8 Удельная производительность установки по дистилляту d

2.3.7.2.9 Найдём температуру воды, поступающей на испарение, на выходе из каждой ступени конденсаторов t_вi,

2.3.7.2.9.1 Температура воды на выходе из девятой ступени t_в9

2.3.7.2.9.2 Температура воды на выходе из восьмой ступени t_в8

2.3.7.2.9.3 Температура воды на выходе из седьмой ступени t_в7

2.3.7.2.9.4 Температура воды на выходе из шестой ступени t_в6

2.3.7.2.9.5 Температура воды на выходе из пятой ступени t_в5

2.3.7.2.9.6 Температура воды на выходе из четвёртой ступени t_в4

2.3.7.2.9.7 Температура воды на выходе из третей ступени t_в3

2.3.7.2.9.8 Температура воды на выходе из второй ступени t_в2

2.3.7.2.9.9 Температура воды на выходе из первой ступени t_в1

2.3.7.2.10 Найдём количество пара, подаваемого в головной подогреватель G_п

где h_п''=2684,1 кДж/кг - энтальпия насыщенного пара, подаваемого в головной подогреватель, при температуре t_п=105 ^оС по таблице 2-1 [18],

h_п'=313,94 кДж/кг - энтальпия конденсата при температуре в подогревателе.

2.3.7.2.11 Удельный расход теплоты составит dт

2.3.7.3 Третий вариант схемы, предполагающий последовательно подавать в конденсаторы-пароохладители исходную воду и смешивать её с циркуляционной перед подачей с головной подогреватель, изначально представляется нефункциональным. Это связано с тем, что количество исходной воды оказывается не достаточным для конденсации паров в ступенях установки при любой степени концентрирования.

2.3.8 Результаты расчётов сводим в таблицу 4

Таблица 4 - Сравнительные характеристики вариантов схем

Параметры	Первый вариант схемы	Второй вариант схемы
1 Расход воды поступающей на испарение в первую ступень, кг/с	1950,5	1950,5
2 Расход исходной воды, кг/с	315,6	1462,9
3 Расход продувочной воды, кг/с	105,2	1252,5
4 Расход охлаждающей воды, кг/с	3484,8	168
5 Кратность циркуляции	6,18	1,33
6 Общее солесодержание продувочной воды, мг/кг	900	360

2.3.9 Проанализируем полученные результаты:

При использовании первого варианта тепловой схемы потребуется водооборотный цикл с объёмом циркулирующей воды ~ 3320 кг/с или 11940 т/час.

Во втором случае имеем большой тепловой поток в виде продувочной воды с температурой t_к=40 ^оС в количестве 1252,5 кг/с или 4510 т/час с повышенным солесодержанием, которое необходимо каким-то образом утилизировать или непосредственно сбрасывать в канализацию. Надо отметить, что во второй схеме величина недогрева охлаждающей воды в конденсаторах ступеней мала, что негативно сказывается на степени конденсации паров.

Тепловая эффективность обоих схем, выраженная в виде удельного расхода теплоты dт, примерно одинаковая и в случае использования в качестве основного греющего пара - отработанного пара турбин приводов силового оборудования, не является определяющей величиной.

Основываясь на этих данных, принимаем к расчёту схему с тремя теплоотводящими ступенями. Её применение позволит значительно сократить расход воды на подпитку установки и продувочной воды, сбрасываемой в промливневую канализацию. Кроме того, за счёт более низкой температуры охлаждающей воды в последних ступенях удастся добиться более глубокого вакуума, более качественной конденсации пара и сократить площади поверхностей теплообмена конденсаторов.

2.3.10 Найдём температурный перепад в ступенях, как среднелогарифмический по формуле (3-93) [20] t_срi

2.3.10.1 Среднелогарифмический перепад в первой ступени t_ср1

2.3.10.2 Среднелогарифмический перепад во второй ступени t_ср2

2.3.10.3 Среднелогарифмический перепад в третей ступени t_ср3

2.3.10.4 Среднелогарифмический перепад в четвёртой ступени t_ср4

2.3.10.5 Среднелогарифмический температурный перепад в пятой ступени t_ср5

2.3.10.6 Среднелогарифмический перепад в шестой ступени t_ср6

2.3.10.7 Определим температурный перепад в седьмой ступени

2.3.10.7.1 Среднелогарифмический температурный перепад между паром и конденсатором охлаждающего рассола t_р.7

где t_р7=t_в7=46 ^оС - температура рассола на выходе из седьмой ступени;

t_р8=43 ^оС - температура рассола на выходе из конденсатора-пароохладителя восьмой ступени.

2.3.10.7.2 Температурный перепад между исходной водой и вторичным паром в седьмой ступени составляет t_и.в.7

где t_исх8=40,67 ^оС - температура исходной воды на выходе из восьмой ступени, вычисленная из условия равенства перепада температур по всем трём теплоотводящим ступеням _и.в.=(t_в7-t_исх)/3=946-30)/3= 5,33 ^оС.

2.3.10.7.3 Среднелогарифмический температурный перепад между оборотной водой и вторичным паром составит t_охл.7



где t_охл8=31,5 ^оС - температура охлаждающей воды на выходе из восьмой ступени, определённая из условия равенства перепада температур в конденсаторах седьмой и восьмой ступеней.

2.3.10.7.4 Тогда средний температурный перепад в ступени составит t_ср7

2.3.10.8 Определим величину температурного перепада в восьмой ступени

2.3.10.8.1 Среднелогарифмический температурный перепад между паром и конденсатором охлаждающего рассола по формуле (3-93) [20] t_р.8

где t_к=40 ^оС - температура рассола на выходе из последней ступени.

2.3.10.8.2 Температурный перепад между исходной водой и вторичным паром в восьмой ступени составляет t_и.в.8

где t_исх9=35,33 ^оС - температура исходной воды на выходе из конденсатора девятой ступени.

2.3.10.8.3 Среднелогарифмический температурный перепад между оборотной водой и вторичным паром составит t_охл.8

2.3.10.8.4 Тогда средний температурный перепад в ступени составит t_ср8

Х.10.9 Определим величину температурного перепада в девятой ступени

2.3.10.9.1 Температурный перепад между исходной водой и вторичным паром в девятой ступени составляет t_и.в.9

2.3.10.9.2 Среднелогарифмический температурный перепад между оборотной водой и вторичным паром составит t_охл.9

2.3.10.9.3 Средний температурный перепад в ступени составляет t_ср9



2.3.10.10 Определим средний температурный перепад в конденсаторе паро-воздушной смеси из теплоиспользующих ступеней t_ср'

2.3.10.10 Определим средний температурный перепад в конденсаторе паро-воздушной смеси из теплоотводящих ступеней t_ср^”

2.3.10.11 Среднелогарифмический температурный напор в головном подогревателе составляет t_г.п. по формуле (3-93) [20]

где t_Sг.п.=101^оС - температура насыщения греющего пара.

2.3.11 Вычислим средний температурный перепад в теплоиспользующих ступенях установки t_ср1

2.3.12 Найдём количество теплоты, переданное воде, поступающей на испарение, в конденсаторах-пароохладителях теплоиспользующих ступеней Q¹_т

где i_в1'=385,44 кДж/кг - энтальпия воды при её температуре на выходе из первой ступени (перед подачей в головной подогреватель) по таблице 2-1 [18];

i_к'=192,53 кДж/кг - энтальпия воды на входе в шестую ступень (вода при температуре на выходе из седьмой ступени t_к=46 ^оС) по таблице 2-1 [18].

2.3.13 Среднее количество теплоты, передаваемое воде, поступающей на испарение, в теплоиспользующих ступенях Q¹_ср

2.3.14 По таблице 4-6 [1] выбираем средний коэффициент теплоотдачи при конденсации пара на горизонтальных трубах с учётом неконденсируемых газов про вакуумметрическом давлении k_к1= 3500 Вт/(м²К).

2.3.15 По найденным величинам найдём среднюю площадь теплопередающей поверхности одного конденсатора-пароохладителя F_{к ср}

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

2.3.16.1 По таблице 4-6 [1] принимаем средний коэффициент теплоотдачи при конденсации пара в теплоотводящих ступенях k_кср=2000 Вт/(м²К).

2.3.16.2 Площадь теплопередающей поверхности конденсаторов седьмой ступени F_к7

2.3.16.3 Площадь теплопередающей поверхности конденсаторов восьмой ступени F_к8

2.3.16.4 Площадь теплопередающей поверхности конденсаторов девятой ступени F_ср9

2.3.17 Площадь поверхности теплообмена головного подогревателя составляет F_г.п.

где k_г.п.=3500 Вт/м²К - 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] k_к= 1500 Вт/м²К

2.3.17.2 Площадь теплопередающей поверхности конденсатора теплоиспользующих ступеней F_к1

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 F_к2

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 f_i



2.3.18.1 Для первой ступени поверхность зеркала испарения f₁ составит

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 G_р⁴⁰

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

G_н=G_р⁴⁰u=5,259=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

Параметры рабочего пара	Пар 10 Р=0,98 МПа, t=230оС	Пар 27 Р=2,4 МПа, t=280оС	Пар 40 Р=4,0 МПа, t=375оС
Расход рабочего пара, кг/с (т/час)	10,49 (37,76)	8,74 (31,46)	5,25 (18,9)
Расход низкопотенциального пара, кг/с (т/час)	41,96 (151,06)	43,7 (157,32)	47,25 (170,1)

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 F_общ=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.

2.4.6.2 Найдем средний коэффициент теплопередачи воздушных холодильников k_ср

где t=21,3 ^оС - температурный напор в воздушных холодильниках, вычисленный, как среднелогарифмический из расчёта средней летней температуры воздуха t_в=18 ^оС и воздуха на выходе из холодильников t_вых=60 ^оС;

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

С_ср=4,187 кДж/кгК - теплоёмкость воды при средней температуре в холодильниках t_ср=(t_п+ t_к)/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 G_х

где t=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 G_об

G_об=G_охл-G_х=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 =510^-5-110^-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 ^”_д1

где ₁=60,19 Па - поверхностное натяжение воды при температуре в первой ступени по таблице 2-8 [18],

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

^”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

”_р1=^”_д10,6=28,60,6=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 k_р^вид_Fe 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 =0,005% - ожидаемая влажность пара в ступени, обеспечиваемая сепарационным устройством;

C_Fe^раств=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 k_р^вид_SiO2



где n=1,0 - показатель степени зависящий от силы электролита раствора (стр.247 [2]).

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

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

C_SiO2^раств=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 k_р^вид_HCO3

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

C_HCO3^раств=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 С_O2 до30 мг/л, С_CO2 - 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,

C_г=k_гр_г=k_г(р_общ-р_Н2О);

где С_г - концентрация растворённого в воде газа;

k_г - коэффициент абсорбции газа водой;

р_общ - общее давление;

р_Н2О - парциальное давление водяного пара.

Как видно из уравнения, понижение концентрации газа в воде происходит с уменьшением разности р_общ-р_Н2О. 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 F_к=1693,6 м².

3.1.2 Произведём расчёт конденсатора-пароохладителя для первой ступени

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

3.1.4 Диаметр трубок принимаем d_тр=202,5 мм, длину l_тр=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 =0,0010222 м³/кг - удельный объём воды при средней температуре в первой ступени t_ср=(t_в1+t_в2)/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 F_к из уравнения неразрывности

где d_ср=22,510^-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 H_тр

H_тр=n2s+d_н=483210^-3+2510^-3=1,561 м.

3.1.7.5 Уточнённое количество труб в пучке составит n=n1n2=4648 =2208 шт.

3.1.8 Уточним площадь поверхности теплообмена F_к'

F_к'=nd_срlz=3,14220822,510^-362=1872 м².

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



где G₁=24,05кг/с - количество выпаренного пара в первой ступени;

₁=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

3.1.11 Определим коэффициент теплоотдачи в трубках от рассола пару k₁

3.1.11.1 Вычислим число Рейнольдса Rе

где =970,21 кг/м³ - плотность воды при средней температуре рассола в конденсаторе t_ср=t_в1+t_в2/2=85,6+79,0/2=82,3 ^оС по таблице 2-1 [18];

=351,210^-6 Па/с - динамическая вязкость воды при средней температуре в ступени по таблице 2-8 [18];

т.к. Re больше критического значения Re_кр=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 Pr_ж=2,16 - число Пранкля при средней температуре жидкости по таблице (2-8) [18];

Pr_ст=1,91 - число Пранкля при температуре стенки (принимаем равной температуре насыщения в камере);

l=1 - коэффициент, учитывающий влияние начального участка по таблице (4-3) [13], при d/l больше 50.

3.1.11.3 Тогда коэффициент теплоотдачи от жидкости пару составит ₁

где =671,0210³ Вт/мК - теплопроводность воды при средней температуре рассола в конденсаторе по таблице (2-8) [18].

3.1.12 Найдём значение коэффициента теплоотдачи при конденсации вторичного пара ₂

где =673,710^-3 Вт/мК, =966,86 кг/м³, =325,310^-6 Пас - соответственно теплопроводность, плотность и динамическая вязкость плёнки конденсата при средней температуре в аппарате t_пл=t_s+ t_ст/2=92,53+82,3/2=87,4 ^оС;

=0,4 - коэффициент, зависящий от количества труб в вертикальном ряду по номограмме на рисунке (4-8) [13]

3.1.13 Пренебрегаем отложениями на поверхностях труб со стороны конденсирующегося пара, а со стороны нагреваемого рассола учтём слой отложений солей жесткости толщиной =0,5 мм=0,510^-3м с теплопроводностью _н=7,2 Вт/мК (стр. 55 [1]).

3.1.14 Тогда по формуле (3.7) [27] найдём коэффициент теплопередачи от пара к охлаждающему рассолу в конденсаторе первой ступени k₁

где _ст=265 Вт/мК - теплопроводность материала трубок теплообменника латуни (стр. 55 [1]).

3.1.15 По найденному значению коэффициента уточним площадь поверхности теплообмена конденсатора-пароохладителя первой ступени, как наиболее напряжённой F_к^”

3.1.16 Сравнивая значение необходимой площади поверхности теплообмена F_к^”=1622,6 м² с принятой действительной площадью поверхности теплообмена конденсаторов пароохладителей теплоиспользующих ступеней F_к'=1872 м², видим. что устанавливаемые конденсаторы имеют запас по поверхности теплообмена F=15% и обеспечивают заданный режим.

3.1.17 Учитывая, что другие ступени установки работают в менее напряженных режимах принимаем площади поверхностей теплообмена равными тем, которые были определены из конструкторских расчётов.

3.1.18 Определим геометрические размеры и действительную площадь теплообмена конденсаторов теплоотводящего контура

3.1.18.1 Конденсаторы седьмой ступени

3.1.18.1.1 По имеющимся данным теплового расчёта имеем суммарную площадь поверхности теплообмена конденсаторов седьмой ступеней равную F_к7=2500 м².

3.1.18.1.2 Принимаем среднюю скорость жидкости в трубах =3 м/с (стр. 57 [1]).

3.1.18.1.3 Диаметр трубок, длину, материал и тип пучка - аналогично ранее рассмотренным конденсаторам.

3.1.18.1.4 Определим количество трубок в конденсаторе охлаждающего рассола по уравнению неразрывности исходя из заданной скорости воды в трубах n_р

где _р=0,001009 м³/кг - удельный объём воды при средней температуре охлаждающего рассола в седьмой ступени t_ср=(t_р7+t_р8)/2=(43+46)/2=44,5 ^оС по таблице 2-1 [18].

3.1.18.1.5 Определим количество трубок в конденсаторе исходной воды по уравнению неразрывности n_исх



где _исх=0,00100805 м³/кг - удельный объём воды при средней температуре охлаждающего рассола в седьмой ступени t_ср=(t_исх7+t_исх8)/2=(46+40,7)/2=43,3 ^оС по таблице 2-1 [18].

3.1.18.1.6 Определим количество трубок в конденсаторе охлаждающей воды по уравнению неразрывности n_охл

где _охл=0,0010051 м³/кг - удельный объём охлаждающей воды при средней температуре в седьмой ступени t_ср=(t_охл1+t_охл2)/2=(35+28)/2=32,5 ^оС по таблице 2-1 [18].

3.1.18.1.7 Таким образом, общее число трубок в конденсаторе седьмой ступени составляет n=n_р+n_исх+n_охл=1864+338+1831=4034 шт.

3.1.18.1.8 Определим число ходов в конденсаторе z по необходимой площади теплообмена F_к7 из уравнения неразрывности принимаем число ходов в конденсаторе седьмой ступени z=2.

3.1.18.1.9 Определим геометрические размеры трубного пучка

3.1.18.1.9.1 Из геометрических размеров камеры испарения принимаем ширину всего трубного пучка Bп=4 м, а ширину одного хода Bп1=2 м.

3.1.18.1.9.2 Отсюда найдём количество трубок в горизонтальном ряду одного хода пучка n1 принимаем n1=62 шт.

3.1.18.1.9.3 Тогда количество рядов составит n2

n2=n/n1=4034/62=65,01;

принимаем количество трубок в вертикальном ряду n2=66 шт.

3.1.18.1.9.4 Высота трубного пучка составит H_тр

H_тр=n2s+d_н=663210^-3+2510^-3=2,105 м.

3.1.18.1.9.5 Уточнённое количество труб в пучке составит

n=n1n2=6266=4092 шт.

3.1.18.1.10 Уточним суммарную площадь поверхности теплообмена конденсаторов седьмой ступени F_к7'

F_к7'=nd_срlz=3,14409222,510^-362=3469 м².

3.1.18.1.11 Сравниваем полученную величину со значением поверхности теплообмена, полученным из теплового расчёта F_к'=3469 м² больше F_к7=2500 м², делаем вывод, что принятая из условия обеспечения необходимой скорости движения площадь поверхности конденсатора является достаточной. Запас по площади составляет F₇=39%.

3.1.18.2 Конденсатор восьмой ступени принимаем аналогичным. Выполним проверку по необходимой площади теплообмена, вычисленной из теплового баланса: F_к'=3469 м² больше F_к8=3459 м²;

запас поверхности теплообмена составляет F₈=0,3%.

3.1.18.3 Конденсатор девятой ступени

3.1.18.3.1 По имеющимся данным теплового расчёта суммарная площадь поверхности теплообмена конденсаторов девятой ступеней F_к9=5492 м².

3.1.18.3.2 Принимаем среднюю скорость жидкости в трубах =3 м/с (стр. 57 [1]).

3.1.18.3.3 Диаметр трубок, длину, материал и тип пучка - аналогично ранее рассмотренным конденсаторам.

3.1.18.3.4 Определим количество трубок в конденсаторе исходной воды по уравнению неразрывности аналогично предыдущим расчётам n_исх

3.1.18.3.5 Определим количество трубок в конденсаторе охлаждающей воды по уравнению неразрывности n_охл

3.1.18.3.6 Суммарное число трубок в конденсаторе девятой ступени составляет n=n_исх+n_охл=338+1709=2047 шт.

3.1.18.3.7 Определим число ходов в конденсаторе z по необходимой площади теплообмена F_к9 из уравнения неразрывности принимаем число ходов в конденсаторе седьмой ступени z=6.

3.1.18.3.8 Определим геометрические размеры трубного пучка

3.1.18.3.8.1 Из геометрических размеров камеры испарения, с учётом необходимого числа ходов, принимаем ширину всего трубного пучка Bп=4 м, а ширину одного хода Bп1=0,65 м.

3.1.18.3.8.2 Отсюда найдём количество трубок в горизонтальном ряду одного хода пучка n1 принимаем n1=20 шт.

3.1.18.3.8.3 Тогда количество рядов составит n2

n2=n/n1=2047/20=102,4;

принимаем количество трубок в вертикальном ряду n2=110 шт.

3.1.18.3.8.4 Высота трубного пучка составит H_тр

H_тр=n2s+d_н=1103210^-3+2510^-3=3,545 м.

3.1.18.3.8.5 Уточнённое количество труб в пучке составит

n=n1n2=20110=2200 шт.

3.1.18.3.9 Уточним суммарную площадь поверхности теплообмена конденсаторов девятой ступени F_к9'

F_к9'=nd_срlz=3,14220022,510^-366=5595 м².

3.1.18.3.10 Сравниваем полученную величину со значением поверхности теплообмена, полученным из теплового расчёта: F_к9'=5595 м² больше F_к9=5492 м², делаем вывод, что принятая из условия обеспечения необходимой скорости движения площадь поверхности конденсатора является достаточной. Запас по площади составляет F₇=1,9 %.

3.2 Выбор и расчёт переточных устройств и высоты уровней жидкости в камерах испарения

3.2.1 Камеры испарения разделены между собой поперечными перегородками, в нижней части которых выполнены специальные перепускные барьеры, создающие необходимую разницу давлений между смежными ступенями.

Весьма важно выбрать рациональный тип перепускного устройства, так как от этого зависят равномерность испарения воды, вынос солей с паром в сепаратор, а также протекание вторичного пара в соседние ступени.

Переточные устройства могут представлять собой как непосредственно устройства ввода - прямоугольное или круглое придонное отверстие, цилиндрические, конические и другие насадки, так и канал, образованный стенками камеры с вертикальными или наклонными перегородками и отбойными козырьками. Подача воды в камеру испарения может осуществляться также через подводящие трубы, снабжённые дросселирующими или распределительными устройствами.

Применяемые в камерах перегородки (одна или несколько) формируют ток и удлиняют путь жидкости в камере, турбулизируют её и уменьшают обратные токи, что улучшает характеристики процесса вскипания. Однако применение перегородок увеличивает гидравлическое сопротивление, повышает уровень жидкости, способствует возникновению застойных зон в камерах.

Наиболее приемлемым является безбарботажный режим реализации перепуска жидкости из одной камеры в другую, который позволяет реализовать наличие перегородок в камерах. При таком режиме улучшается прокипание жидкости и допустимо большее напряжение объёма камеры по пару, чем в барботажном режиме без существенного снижения качества дистиллята.

3.2.2 Анализируя существующие типы переточных [8], [диссертация] устройств выбираем фазовый порог для осуществления безбарботажного режима с перегородкой в камере испарения.

3.2.3 Принимая равный перепад давления по ступеням найдём падение давления в одной ступени р

где р₁=1,0132510⁵Па и р₉=7,374910³Па - температура насыщения соответственно в первой и последней камерах испарения.

3.2.4 Определим геометрические размеры данного типа перепускного устройства применительно к проектируемой установке по характеристикам на стр. 186 [20]

3.2.4.1 Принимаем уровень жидкости в первой камере испарения равный H_с1=0,5 м.

3.2.4.2 Высота щели перепускного устройства из первой ступени во вторую составляет H_B

H_B=0,476H_c1=0,4760,5=0,238 м.

3.2.4.3 Высота перегородки в камере испарения составит H_A1

H_A1=0,75H_c1=0,750,5=0,375 м.

3.2.4.4 Расстояние от точки входа рассола в камеру до перегородки l₀

l₀=0,15L=0,154,6=0,69 м,

где L=4,6 м - длина камеры испарения определённая ранее.

3.2.4.5 Площадь сечения перепускного устройства составляет F_пер.

F_пер=H_BB=0,2386=1,428 м²,

где B=6 м - длина камеры испарения.

3.2.4.6 Для данного типа переточного устройства находим величину коэффициента гидравлического сопротивления по диаграмме 4-14 на стр. 124 для отношения F/F₀ =0,35 [7] =10.

3.2.4.7 Находим скорость истечения рассола из первой ступени во вторую из уравнения неразрывности ₁

где ₁=962,82 кг/м³ - плотность воды при температуре в первой камере испарения по таблице 2-1 [18].

3.2.4.8 По формуле (7-44) [27] находим высоту столба жидкости во второй камере испарения H_с2

где ₂=967,34 кг/м³ - плотность рассола при температуре во второй ступени по таблице 2-1 [18].

3.2.4.9 Высота перегородки во второй камере испарения составит H_A2

H_A2=0,75H_c2=0,750,597=0,448 м.

3.2.4.10 Аналогично находим высоту перегородки и уровней жидкости в остальных камерах испарения, принимая площадь сечения перепускного устройства равной во всех ступенях

3.2.4.10.1 Находим скорость истечения рассола из второй ступени в третью из уравнения неразрывности ₂

3.2.4.10.2 Высота столба жидкости в третьей камере испарения H_с3 по формуле (7-44) [27]

где ₃=971,63 кг/м³ - плотность рассола при температуре в третей ступени по таблице 2-1 [7].

3.2.4.10.3 Высота перегородки в третьей камере испарения составит H_A3

H_A3=0,75H_c3=0,750,717=0,538 м.

3.2.4.10.4 Скорость истечения рассола из третьей ступени в четвёртую из уравнения неразрывности ₃

3.2.4.10.5 Высота столба жидкости в четвёртой камере испарения H_с4 по формуле (7-44) [27]

где ₄=975,71 кг/м³ - плотность рассола при температуре в четвёртой ступени по таблице 2-1 [7].

3.2.4.10.6 Высота перегородки в четвёртой камере испарения составит H_A4

H_A4=0,75H_c4=0,750,875=0,656 м.

3.2.4.10.7 Скорость истечения рассола из четвёртой ступени в пятую из уравнения неразрывности ₄

3.2.4.10.8 Высота столба жидкости в пятой камере испарения H_с5 по формуле (7-44) [27]

где ₅=979,54 кг/м³ - плотность рассола при температуре в пятой ступени по таблице 2-1 [18].

3.2.4.10.9 Высота перегородки в пятой камере испарения составит H_A5

H_A5=0,75H_c5=0,751,056=0,792 м.

3.2.4.10.10 Скорость истечения рассола из пятой ступени в шестую из уравнения неразрывности ₅

3.2.4.10.11 Высота столба жидкости в шестой камере испарения H_с6 по формуле (7-44) [27]

где ₆=983,19 кг/м³ - плотность рассола при температуре в шестой ступени по таблице 2-1 [18].

3.2.4.10.12 Высота перегородки в шестой камере испарения составит H_A6

H_A6=0,75H_c6=0,751,260=0,945 м.

3.2.4.10.13 Скорость истечения рассола из шестой ступени в седьмую из уравнения неразрывности ₆

3.2.4.10.14 Высота столба жидкости в седьмой камере испарения H_с7 по формуле (7-44) [27]

где ₇=986,46 кг/м³ - плотность рассола при температуре в седьмой ступени по таблице 2-1 [7].

3.2.4.10.15 Высота перегородки в седьмой камере испарения составит H_A7

H_A7=0,75H_c6=0,751,487=1,115 м.

3.2.4.10.16 Скорость истечения рассола из седьмой ступени в восьмую из уравнения неразрывности ₇

3.2.4.10.17 Высота столба жидкости в восьмой камере испарения H_с8 по формуле (7-44) [27]

где ₈=989,55 кг/м³ - плотность рассола при температуре в восьмой ступени по таблице 2-1 [18].

3.2.4.10.18 Высота перегородки в восьмой камере испарения составит H_A8

H_A8=0,75H_c8=0,751,736=1,302 м.

3.2.4.10.19 Скорость истечения рассола из восьмой ступени в девятую из уравнения неразрывности ₈

3.2.4.10.17 Высота столба жидкости в девятой камере испарения H_с9 по формуле (7-44) [Таубман]

где ₉=992,26 кг/м³ - плотность рассола при температуре в девятой ступени по таблице 2-1 [7].

3.2.4.10.18 Высота перегородки в девятой камере испарения составит H_A9

H_A9=0,75H_c9=0,752,008=1,506 м.

3.2.5 Из приведённых расчётов видно, что выбранный тип перепускного устройства обеспечивает частичное гашение существующего перепада давлений между ступенями. Уровень испаряемого рассола в камерах равномерно повышается с H_с1=0,50 м до H_с9=2,008 м.

Гасить напор между ступенями полностью нельзя, так как в низкотемпературных ступенях трудно обеспечить свободное истечение рассола. В этом случае движущая сила процесса парообразования будет значительно ниже.

3.3 Компоновка и основные размеры установки

3.3.1 По известной площади зеркала испарения ступеней f_S=28 м² и стандартной длины труб принимаем геометрические размеры одной камеры испарения равными:

- длина L= 4,6м;

- ширина B= 6 м.

3.3.2 Высоту одной ступени находим из расчёта высоты сепарационного пространства не менее одного метра [20]

3.3.2.1 Наибольшая высота трубного пучка составляет H_тр9=3,545 м.

3.3.2.2 Наибольшая высота уровня рассола в камере испарения H_с9=2,008 м.

3.3.2.3 Конструктивно принимаем высоту пространства от поверхности испарения до поддона сбора дистиллята h=0,8 м, высоту сепарационного пространства H₀=1,5 м.

3.3.2.4 Расстояние от нижней точки трубного пучка до поддона сбора дистиллята принимаем равным h_р= 0,2 м, толщину листа материала поддона h_ст=0,003м=3 мм.

3.3.2.5 Величину пространства над трубным пучком конденсатора принимаем равным h_п=0,5 м.

3.3.2.6. Тогда необходимая высота ступени составит H

H=H_тр9+H_с9+H₀+h+h_п+h_р+h_ст=3,545+2,008+0,8+0,2+0,003+0,5=7,056 м,

принимаем высоту одной камеры испарения H=7 м.

3.3.3 Из полученных результатов можно сделать вывод, что обеспечивая необходимую высоту сепарационного пространства в девятой ступени, она будет обеспечиваться и в остальных ступенях, где уровень жидкости меньше.

3.3.4 Камеры соединяются друг с другом перепускными устройствами и располагаются последовательно в одном корпусе, конденсаторы располагаются поперёк хода рассола.

3.3.5 Корпус камер испарения выполняется из листовой стали Ст.3, толщиной 10 мм. Жесткость обеспечивается каркасом из металлопроката.

3.3.6 Согласно конструкции, общая площадь камеры испарения в верхней части делится на две части: одну часть занимает сепарационное устройство, другую - трубный пучок конденсатора и поддон отвода дистиллята. В связи с этим принимаем ширину трубного пучка равную B_тр=4 м, длину L_тр=6 м.

3.3.7 Площадь сечения сепарационного устройства ступени составит F_сеп.

F_cеп=B_cL=0,66=3,6 м²,

где B_c=0,6 м - ширина сепарационного устройства, принятая по величине свободного парового пространства камер испарения.

3.3.8 Выполним проверку выбранной площади сепарационного устройства первой ступени испарения по допустимой скорости пара найденной ранее

3.3.8.1 По величине принятого критерия устанавливаемого сепаратора N=0,4 найдём отношение свободного сечения сепаратора на входе к его общей площади F_с по формуле (5-16) [20]

где а_ж=1,14 - постоянная (стр. 194 [7]);

=45⁰ - угол наклона жалюзи в поперечном разрезе;

=304,110^-6 Пас - динамическая вязкость воды при температуре в первой ступени;

₂₀=100310^-6 Пас - динамическая вязкость воды при температуре 20 ⁰С;

'=0 - угол наклона жалюзийного пакета.

3.3.8.2 Площадь свободного сечения сепаратора составляет F_с.своб.

F_с.своб.=F_cF_cеп=0,483,6=1,78м².

3.3.8.3 Скорость вторичного пара в сепарационном устройстве первой, наиболее напряжённой, ступени по уравнению неразрывности составит _с1

3.3.8.4 Сравнивая найденную скорость пара с предельной величиной: _д1'=28,6 м/с больше _c1=28,2 м/с;

следовательно, выбранное сепарационное устройство обеспечит необходимую степень очистки пара принятую ранее.

3.4 Расчёт основных параметров пароструйного эжектора

3.4.1Как уже отмечалось выше, для повышения потенциала используемого в установке пара с низкими параметрами устанавливается пароструйный эжектор. Принимаем в качестве рабочего пар 40 с параметрами P=4,0 МПа и t=375 ^оС. Схема пароструйного эжектора представлена на рисунке 10.

A - рабочее сопло; B - приемная камера; C - камера смешения; D - диффузор

Рисунок 10 - Схема пароструйного эжектора.

3.4.2 Исходные данные для расчёта

3.4.2.1 Температура рабочего пара t_р=375^оC.

3.4.2.2 Давление рабочего пара Р_р=4,0 МПа.

3.4.2.3 Температура эжектируемого пара t_н=70^оС.

3.4.2.4 Давление эжектируемого пара P_н=3,116110⁴ Па.

3.4.2.5 Температура смеси на выходе t_с=101^оС.

3.4.2.6 Давление смеси на выходе Р_с=0,0981МПа=1ата.

3.4.2.7 Коэффициент эжекции u=9.

3.4.3 По таблице 4-1 [23] для перегретого пара найдем показатель адиабаты рабочего пара k_р=1,3.

3.4.4 Газовая постоянная для водяного пара R=463 Дж/кг (таблица 1-2 [23]).

3.4.5 Определим величину относительного давления П_рн

3.4.6 Определим по таблице приложения 4 [23] газодинамические функции рабочего пара с учётом найденной величины П_рн

3.4.6.1 Приведённая изоинтропная скорость _рн=2,41.

3.4.6.2 Относительная плотность _рн=0,02288.

3.4.6.3 Приведённая массовая скорость q_рн=0,0831.

3.4.7 Определяем отношение _c/_р и _н/_р

где _р=0,06997 м³/кг, _н=5,0479 м³/кг, _с=1,735 м³/кг - удельный объём соответственно рабочего пара, инжектируемого пара и смеси.

3.4.8 Определим оптимальное отношение сечения f₃ к критическому сечению сопла f_р* по формуле (4-20) [23]