1 Описание технологической схемы установки

В химической и смежной с ней отраслях промышленности жидкие смеси, концентрирование которых осуществляется выпариванием, отличаются большим разнообразием как физических параметров (вязкость, плотность, температуря кипения, величина критического теплового потока и др.), так и других характеристик (кристаллизующиеся, пенящиеся, нетермостойкие растворы и др.). Свойства смесей определяют основные требования к условиям проведения процесса (вакуум-выпаривание, прямо- и противоточные, одно- и многокорпусные выпарные установки), а также к конструкциям выпарных аппаратов.

Такое разнообразие требований вызывает определенные сложности при правильном выборе схемы выпарной установки, типа аппарата, числа ступеней к многокорпусной выпарной установке. В общем случае такой выбор является задачей оптимального поиска и выполняется технико-экономическим сравнением различных вариантов с использованием ЭВМ.

Ниже приведен типовой расчет двух корпусной установки, состоящей из выпарных аппаратов с естественной циркуляцией (с соосной камерой).

1. Принцип работы двух корпусной выпарной установки

Исходный разбавленный раствор из промежуточной емкости центробежным насосом подается в теплообменник, где прогревается до температуры, близкой к температуре кипения, а затем – в первый корпус выпарной установки. Предварительный подогрев раствора повышает интенсивность кипения в выпарном аппарате.

Первый корпус обогревается свежим водяным паром. Вторичный пар, образующийся при концентрировании раствора в первом корпусе, направляется в качестве греющего во второй корпус. Сюда же поступает частично сконцентрированный раствор из 1-го корпуса.

Самопроизвольный переток раствора и вторичного пара в следующие корпуса возможен благодаря общему перепаду давлений, возникающему в результате создания вакуума конденсацией вторичного пара последнего корпуса в барометрическом конденсаторе смешения, где заданное давление поддерживается подачей охлаждающей воды и отсосом неконденсирующихся газов вакуум-насосом. Смесь охлаждающейся воды и конденсата выводится из конденсатора при помощи барометрической трубы с гидрозатвором. Образующийся во втором корпусе концентрированный раствор центробежным насосом подается в промежуточную емкость упаренного раствора.

Конденсат греющих паров из выпарных аппаратов выводится с помощью конденсатоотводчиков.

2 Расчет основного аппарата

Поверхность теплопередачи каждого корпуса выпарной установки определяется по основному уравнению теплопередачи:

F = Q/(KΔt_п) (2.1)

где Q – тепловая нагрузка, кВт;

K – коэффициент теплопередачи, Вт/(м²_*K);

Δt_п – полезная разность температур_, град.

Для определения тепловых нагрузок Q, коэффициентов теплопередачи К и полезных разностей температур Δt_п необходимо знать распределение упариваемой воды, концентраций растворов и их температур кипения по корпусам. Эти величины находятся методом последовательных приближений.

Производительность установки по выпариваемой воде определяется из уравнения материального баланса:

W = G_н(1 – x_н/x_к) (2.2)

где G_н – производительность установки по исходному раствору, кг/с;

x_н, x_к – массовые концентрации вещества в исходном и упаренном растворе соответственно, %.

W = 2,77_*(1 – 0,5/10) = 2,6315 кг/с

Распределение концентраций раствора по корпусам установки зависит от соотношения нагрузок по выпариваемой воде в каждом аппарате. В первом приближении на основании практических данных принимают, что производительность по выпариваемой воде распределяется между корпусами в соотношении:

w₁: w₂:w₃ = 1,0: 1,1: 1,2

Тогда,

w₁ = 1,0W/(1,0 + 1,1+1,2) = 1,0_*2,6315/3,3 = 0,797кг/с;

w₂ = 1,1W/(1,0 + 1,1+1,2) = 1,1_*2,6315/3,3 = 0,877 кг/с;

w₃ = 1,2W/(1.0+1.1+1.2) = 1.2*2.6315/3.3 = 0.957 кг/c;

Далее рассчитываются концентрации растворов в корпусах:

x₁ = G_нx_н/(G_н - w₁) = 2,77_*0,005/(2,77 – 0,797) = 0,007, или 0,7%;

x₂ = G_нx_н/(G_н - w₁ - w₂) =2,77_*0,005/(2,77– 0,797 – 0,877) = 0,012 или 1,2%.

Х₃=G_нx_н/( G_н - w₁ - w₂-w₃)=2.77*0.005/(2.77-0.797-0.877-0.957)=10 %

Концентрация раствора в последнем корпусе x₃ соответствует заданной концентрации упаренного раствора x_к.

Общий перепад давлений в установке равен:

ΔP_об = P_г1 – P_бк (2.3)

где P_г1 – давление греющего пара, МПа;

P_бк – абсолютное давление в барометрическом конденсаторе, МПа.

ΔP_об =1,110-0,0110=1,099 МПа.

В первом приближении общий перепад давлений распределяют между корпусами поровну. Тогда давления греющих паров в корпусах (в МПа) равны:

P_г1 = 1,110 МПа;

P_г2 = P_г1 - ΔP_об/3 = 1,110 – 1,099/3 = 0,744 МПа.

P_г3 = P_г2 - ΔP_об/3 = 0,744-1,099/3 = 0,377 МПа

Давление пара в барометрическом конденсаторе:

P_бк = P_г3 - ΔP_об/3 = 0,377 – 1,099/3 = 0,0110 МПа,

что соответствует заданному значению P_бк.

По давлениям паров находим их температуры и энтальпии [1]:

P, МПа t, ⁰C I, кДж/кг i, кДж/кг

P_г1 = 1,110 t_г1 = 183,4 I₁ = 2787,36 i₁=778,9

P_г2 = 0,744 t_г2 = 166,4 I₂ = 2771,39 i₂=696,137

P_г3= 0,377 t_г3 = 140,77 I₃= 2741,075 i₃= 592,85

P_бк = 0,011 t_бк = 47,18 I_бк = 2584,04 i₁=197,72

При определении температуры кипения растворов в аппаратах исходят из следующих допущений. Распределение концентраций раствора в выпарном аппарате с интенсивной циркуляцией практически соответствует модели идеального перемешивания. Поэтому концентрацию кипящего раствора принимают равной конечной в данном корпусе и, следовательно, температуру кипения раствора определяют при конечной концентрации.

Изменение температуры кипения по высоте кипятильных труб происходит вследствие изменения гидростатического давления столба жидкости.

Температуру кипения раствора в корпусе принимают соответствующей температуре кипения в среднем слое жидкости. Таким образом, температура кипения раствора в корпусе отличается от температуры греющего пара в последующем корпусе на сумму температурных потерь ΣΔ от температурной (Δ^/), гидростатической (Δ^//) и гидродинамической (Δ^///) депрессий (ΣΔ = Δ^/ + Δ^// + Δ^///).

Гидродинамическая депрессия обусловлена потерей пара на преодоление гидравлических сопротивлений трубопроводов при переходе из корпуса в корпус. Обычно в расчетах принимают Δ^/// = 1,0 – 1,5 град на корпус. Примем для каждого корпуса Δ^/// = 1 град. Тогда температуры вторичных паров в корпусах (в ⁰C) равны:

t_вп1 = t_г2 + Δ₁^/// = 166,4 + 1,0 = 167,4;

t_вп2 = t_r3 + Δ₂^/// =140.77 + 1,0 = 141.77.

t_вп3 = t_бк + Δ₃^/// =47,18+ 1,0 = 48,18.

Сумма гидродинамических депрессий

ΣΔ^/// = Δ₁^/// + Δ₂^/// = 1 + 1+1 = 3 ⁰С.

По температурам вторичных паров определим их давление. Они равны соответственно (в МПа):

P_вп1 =0,762; P_вп2 = 0,387; P_вп3=0,0125;

Гидростатическая депрессия обусловлена разностью давлений в среднем слое кипящего раствора и на его поверхности. Давление в среднем слое кипящего раствора Р_ср каждого корпуса определяется по уравнению:

Р_ср = P_вп + ρgH (1- ε)/2, (2.4)

где

Н- высота кипятильных труб в аппарате, м;

ρ – плотность кипящего раствора, кг/м³;

ε – паронаполнение (объемная доля пара в кипящем растворе), м³/м³.

Для выбора значения H необходимо ориентировочно оценить поверхность теплопередачи выпарного аппарата F_ор. При кипении водных растворов можно принять удельную тепловую нагрузку аппаратов с естественной циркуляцией q = 20000 – 50000 Вт/м². Примем q = 40000 Вт/м². Тогда поверхность теплопередачи первого корпуса ориентировочно равна:

F_ор = Q/q = ω_1*r₁/q, (2.5)

где r₁ – теплота парообразования вторичного пара, Дж/кг.

F_ор = Q/q = ω_1*r₁/q = 0,797_*2063,6_*10³ / 40000 = 41,11 м².

По ГОСТ 11987 – 81 трубчатые аппараты с естественной циркуляцией и cоосной греющей камерой состоят из кипятильных труб, высотой 3 и 4 м при диаметре d_н = 38 мм и толщине стенки δ_ст = 2 мм. Примем высоту кипятильных труб H = 3 м.

При пузырьковом (ядерном) режиме кипения паронаполнение ε = 0,4 – 0,6.Примем ε = 0,5.

Плотность водных растворов, в том числе K₂CO₃, при температуре 20 ⁰С и соответствующих концентрациях в корпусах равна:

ρ₁ = 1004,4 кг/м³, ρ₂ = 1009,04 кг/м³, ρ₃=1090 кг/м³.

При определении плотности растворов в корпусах пренебрегаем изменением ее с повышением температуры от 20 ⁰С до температуры кипения ввиду малого значения коэффициента объемного расширения и ориентировочно принятого значения ε.

Давления в среднем слое кипятильных труб корпусов (в Па) равны:

Р_{1 ср} = 76,2*10⁴ + 1004,4_*9,8_*3_*(1 – 0,5)/2 = 76,9_*10⁴;

Р_{2 ср} =38,7_*10⁴ + 1009,04 _*9,8_*3_*(1 – 0,5)/2 = 39,4_*10⁴.

Р_{3 ср} =1,25_*10⁴ + 1090 _*9,8_*3_*(1 – 0,5)/2 = 2,05_*10⁴.

Этим давлениям соответствуют следующие температуры кипения и теплоты испарения растворителя [1]:

P, МПа t, ⁰C r, кДж/кг

P_1ср = 0,769 t_1ср =167,805 r_вп1 = 2063,24

P_2ср = 0,394 t_2ср =142,305 r_вп2 = 2138,4

P_3ср = 0,0205 t_3ср =60,183 r_вп3 = 2359,4

Определим гидростатическую депрессию по корпусам (в ⁰C):

Δ₁^// = t_1ср - t_вп1 =167,805– 167,4 = 0,405;

Δ₂^// = t_2ср - t_вп2 = 142,3-141,7=0,53

Δ₃^// = t_3ср - t_вп3 = 60,183-48,18=12,003

Сумма гидростатических депрессий

ΣΔ^// = Δ₁^// + Δ₂^// + Δ₃^// = 0,405+0,53+12,003=12,943

Температурную депрессию Δ^/ определим по уравнению

Δ^/ = 1,62_*10^-2_* Δ_атм^/ _*Т²/ r _вп (2.6)

где Т – температура паров в среднем слое кипятильных труб, К; Δ_атм^/ - температурная депрессия при атмосферном давлении.

Находим значение Δ^/ по корпусам (в ⁰C):

Δ^/₁= 1,62_*10^-2 _* (167,805+ 273)²_* 0,056 / 2063,24= 0,085;

Δ^/₂= 1,62_*10^-2 _* (142,3 + 273)²_* 0,096 / 2138,4= 0,125;

Δ^/₃= 1,62_*10^-2 _* (60,183 + 273)²_* 0,8 / 2356,4= 0,611;

Сумма температурных депрессий

ΣΔ^/ = Δ₁^/ + Δ₂^/ + Δ₃^/ =0,085+0,125+0,611=0,821

Температуры кипения растворов в корпусах равны (в ⁰C)

t_к = t_г + Δ^/ + Δ^//+ Δ^/// (2.7)

В аппаратах с вынесенной зоной кипения с естественной циркуляцией кипение раствора происходит в трубе вскипания, устанавливаемой над греющей камерой. Кипение в греющих трубках предотвращается за счет гидростатического давления столба жидкости в трубе вскипания. В греющих трубках происходит перегрев жидкости по сравнению с температурой кипения на верхнем уровне раздела фаз. Поэтому температуру кипения раствора в этих аппаратах определяют без учета гидростатических температурных потерь Δ^//.

t_к1 = t_г2 + Δ^/₁ + Δ^//₁+Δ^///₁ = 166,4+0,085+0,405+1=167,89

t_к2 = t_г3 + Δ^/₂ + Δ^//₂+Δ^///₂ = 140,77+0,125+0,6+1=142,43

t_к3 = t_бк + Δ^/₃ + Δ^//₃+Δ^///₃ =47,18+0,611+12,003+1=60,794

Перегрев раствора t_пер может быть найден из внутреннего баланса тепла в каждом корпусе. Уравнение теплового баланса для j-го корпуса записывается в следующем виде:

G_нj*c_нj*(t_кj-1 - t_кj) + M_*c_нj*t_перj = ω_j*(I_{вп j} - c_в*t_кj) (2.8)

где М – производительность циркуляционного насоса (в кг/с),тип которого определяют по каталогу для выпарного аппарата с поверхностью теплопередачи F_ор.

Для первого корпуса t_кj-1 – это температура раствора, поступающего в аппарат из теплообменника-подогревателя.

В аппаратах с естественной циркуляцией обычно достигаются скорости раствора  = 0,6 – 0,8 м/с. Примем  = 0,7 м/с. Для этих аппаратов масса циркулирующего раствора равна:

M = *S*ρ, (2.9)

где S- сечение потока в аппарате (м²), рассчитываемая по формуле:

S = F_{ор *}d_вн/4_*H, (2.10)

где d_вн – внутренний диаметр труб, м;

Н – принятая высота труб, м.

Таким образом, перегрев раствора в j-м аппарате t_перj равен:

t_перj = [ω_j*(I_{вп j} - c_в*t_кj) - G_нj*c_нj*(t_кj-1 - t_кj)] / M_*c_нj. (2.11)

Полезную разность температур (в ⁰С) в каждом корпусе можно рассчитать по уравнению:

t_п1 = t_г1 – t_к1 = 183,39-167,89=15,5;

t_п2 = t_г2 – t_к2 = 166,39-142,43=23,895;

t_п3 = t_г3 – t_к3 = 140,77-60,794=79,976;

Анализ этого уравнения показывает, что величина t_пер / 2 – не что иное как дополнительная температурная потеря. В связи с этим общую полезную разность температур выпарных установок с аппаратами с вынесенной зоной кипения нужно определять по выражению:

ΣΔt_п = t_г1 - t_бк - ΣΔ^/ - ΣΔ^/// + ΣΔ^// (2.12)

ΣΔt_п = 183,4-47,18-(0,805+12,943+3)=119,377⁰С.

Проверим общую полезную разность температур:

ΣΔt_п = t_п1 + t_п2+t_п3 = 15,5+23,895+79,976=119,377

Расход греющего пара в 1-й корпус, производительность каждого корпуса по выпаренной воде и тепловые нагрузки по корпусам определим путем совместного решения уравнений тепловых балансов по корпусам и уравнения баланса по воде для всей установки:

Q₁ = D_*(I_г1 – i₁) = 1,03_*[G_н*c_н*(t_к1 - t_н) + _1*(I_вп1 – c_в*t_к1) + Q_1конц]; (2.13)

Q₂ = _1*(I_г2 – i₂) = 1,03_*[(G_н - ₁)_*c_1*(t_к2 – t_к1) + _2*(I_вп2 – c_в*t_к2) + Q_2конц]; (2.14)

Q₃ = _2*(I_г3 – i₃) = 1,03_*[(G_н - ₁-₂)_*c_2*(t_к3 – t_к2) + _3*(I_вп3 – c_в*t_к3) + Q_2конц];

W = ₁ + ₂ + ₃ (2.15)

где 1,03 – коэффициент, учитывающий 3% потерь тепла в окружающую среду;

с_н,с₁,с₂ – теплоемкости растворов соответственно исходного, в первом и во втором корпусах, кДж/ (кг*К);

с_н= 3,99

с₁= 2,36

с₂=2,136

Q_1конц, Q_2конц, Q_3конц – теплоты концентрирования по корпусам, кВт;

t_н – температура кипения исходного раствора при давлении в 1–м корпусе;

t_н = t_вп1 + Δ^/_н, (2.16)

где Δ^/_н – температурная депрессия для исходного раствора.

t_н = 166,7+ 1 = 167,7⁰С.

При решении уравнений (2.13) – (2.15) можно принять:

I_вп1  I_г2; I_вп2  I_бк.

Получим систему уравнений:

Q₁ = D_*(2787,36-778,9) = 1,03_*[2,77*3,99* (167,89-167,7) + ω_1*(2771,39-4,19*167,89)];

Q₂ = ω_1*(2771,39-696,137) = 1,03_*[(2,77-ω₁)_*2,36_*(142,495-167,89)+ω_2*(2741,075-4,19*142,495)];

Q₃ = ω_2*(2741,075-592,85) = 1,03_*[(2,77-ω₁- ω₂)_*2,136_*(60,794-142,495)+ω_3*(2584,04-4,19*60,794)];

W = ₁ + ₂ + ₃=2,6315

Решение этой системы уравнений дает следующие результаты:

D = 0,844 кг/с; Q₁ = 1256 кВт; Q₂ = 1654 кВт; Q₃ = 4998 кВт

ω₁ = 0,796 кг/с; ω₂ = 0,881 кг/с; ω₃ = 0,958 кг/с

Таблица 2.1 Результаты расчета

Параметры	Корпуса
	1	2		3
Производительность по упаренной воде ω, кг/с.	0,796	0,881		0,958
Концентрация растворов х,%	0,7	1,2		10
Давление греющих паров Pг,МПа	1,11	0,744		0,377
Температурные потери ΣΔ, град	1,2	35,3		42
Температура кипения раствора tк, °С	167,89	142,49		60,794
Полезная разность температур Δtп, градус	15,5	23,895		79,976

Наибольшее отклонение вычисленных нагрузок по испаряемой воде в каждом корпусе от предварительно принятых (ω₁=0,796 кг/с, ω₂=0,881 кг/с, ω₃=0,958 кг/с) не превышает 5%, необходимо заново пересчитать концентрации, температурные депрессии и температуры кипения растворов, положив в основу расчета новое, полученное из решения балансовых уравнений, распределение нагрузок по испаряемой воде.

Коэффициент теплопередачи для первого корпуса определяют по уравнению аддитивности термических сопротивлений:

К₁ = 1 / (1/α₁ + Σδ/λ + 1/α₂) (2.17)

Примем, что суммарное термическое сопротивление равно термическому сопротивлению стенки δ_ст/λ_ст и накипи δ_н/λ_н. Термическое сопротивление загрязнений со стороны пара не учитываем. Получим:

Σδ/λ = 0,002/25,1 + 0,0005/2 = 2,87*10^-4 м²_*К/Вт.

Коэффициент теплоотдачи от конденсирующегося пара к стенке α₁ равен:

α₁ = 2,04_*⁴√(r_1*ρ²_{ж 1*}λ³_{ж 1}) / (μ_{ж 1*}Н_*t₁) (2.18)

где r₁ – теплота конденсации греющего пара, Дж/кг;

ρ_{ж 1,}λ_{ж 1},μ_{ж 1} – соответственно плотность (кг/м³), теплопроводность (Вт/м_*К), вязкость (Па_*с) конденсата при средней температуре пленки t_пл = t_{г 1} - t₁/2, где t₁ – разность температур конденсации пара и стенки, град.

Расчет α₁ ведут методом последовательных приближений. В первом приближении примем

t_пл = 182,4 – 1 = 181,4 град.

Тогда

α₁ = 2,04_*⁴√(209_*10³_*885²_*0,515³)/(0,1_*10^-3_*3_*2) = 8874,91 Вт/ м²_*К.

Для установившегося процесса передачи тепла справедливо уравнение

q = α_1*Δt₁ = Δt_ст / (Σδ/λ) = α_2*Δt₂ (2.19)

где q – удельная тепловая нагрузка, Вт/м²;

Δt_ст – перепад температур на стенке, град;

Δt₂ – разность между температурой стенки со стороны раствора и температурой кипения раствора, град.

Отсюда

Δt_ст = α_1*Δt_1* Σδ/λ = 8874,91*2*2,87*10^-4 = 5,09 град.

Тогда

Δt₂ = Δt_{п 1} - Δt_ст - Δt = 15,5-5,09-2 = 8,41 град.

Коэффициент теплоотдачи от стенки к кипящему раствору для пузырькового кипения в вертикальных трубок при условии естественной циркуляции раствора равен:

α₂ =Аq^0.6 =780 q^0.6 (λ¹₁^.3*ρ₁^0.5*ρ_п1^0.06/σ₁^0,5*r_в1^0,6*ρ₁^0,66*c₁^0,3*μ₁^0,3) (2.20)

Подставив численные значения, получим:

α₂ =780q^0.6 (0,515 ^1.3*1004,47^0.5*3,72^0.06/0,073^0.5*(2063,24*10³)^0.6 *0,579^0.66*2360^0.3*(0,1*10^-3) ^0.3 =5327,56

Проверим правильность первого приближения по равенству удельных тепловых нагрузок:

q^/ = α_1*Δt₁ = 8874,91*2=1749,83 Вт/м²;

q^// = α_2*Δt₂ =5327,56*8,41 = 44782,44 Вт/м².

Как видим, q^/ ≠ q^//.

Для второго приближения примем Δt₁ =3,6

α₁ = 11924,7_*⁴√2/3,6 = 7662,07Вт/ м²_*К.

Получим:

Для установившегося процесса передачи тепла справедливо уравнение

Δt_ст =7662,07 *3,6*2,87*10^-4 =7,92

Δt₂ = 15,5-7,92-3,6=3,98 град.

α₂ = 6,2*(7541,8 *3,6) ^0,6 =6940,67

Проверим правильность первого приближения по равенству удельных тепловых нагрузок:

q^/ = α_1*Δt₁ = 7662,07 *3,6 = 27583,46 Вт/м²;

q^// = α_2*Δt₂ = 6940,67*3,98 = 27648,49 Вт/м².

Как видим, q^/ ≈ q^//

Расхождение между тепловыми нагрузками не превышает 3%, расчет коэффициентов α₁ и α₂ на этом заканчивается.

Находим К₁:

К₁ = 1/(1/7662,07 + 2,87_*10^-4 + 1/6940,67) = 1780,65 Вт/ м²_*К.

Далее рассчитаем коэффициент теплопередачи для второго корпуса К₂.

К₂₌1 / (1/α₁ + Σδ/λ + 1/α₂) (2.21)

Σδ/λ = 0,005/18+ 0,00005/0,87 = 3,27*10^-4 м²_*К/Вт

Расчет α₁ ведут методом последовательных приближений. В первом приближении примем Δt₁=6,8 град.

α₁ = 2,04_*⁴√(2063,24_*10³_*900²_*0,514³)/(0,15 _*10^-3_*3_*6,8) = 5986,608 Вт/ м²_*К.

Δt_ст = 5986,608 _*6,8_*2,87_*10^-4 = 11,68 град;

Δt₂ =23,89-6,8-11,68= 5,41 град;

α₂ =780q^0.6 (0,514 ^1.3*1009,02^0.5*2^0.06/0,0732^0.5*(2138,4*10³)^0.6 *0,579^0.66*2136^0.3*(0,15*10^-3) ^0.3 =7529,874

q^/ = α_1*Δt₁ = 5986,608*6,8 = 40708,93 Вт/м²;

q^// = α_2*Δt₂ = 7529,874*5,41=40710,52 Вт/м².

Как видим, q^/ ≈ q^//

К₂ = 1/(1/5986,608+ 2,87_*10^-4 + 1/7529,874) = 1704,03 Вт/ м²_*К.

Далее рассчитаем коэффициент теплопередачи для второго корпуса К₃.

К₃₌1 / (1/α₁ + Σδ/λ + 1/α₂) (2.22)

Σδ/λ = 0,005/18+ 0,00005/0,87 = 2,87*10^-4 м²_*К/Вт

Расчет α₁ ведут методом последовательных приближений. В первом приближении примем Δt₁=33 град.

α₁ = 2,04_*⁴√(2138,4_*10³_*926²_*0,509³)/(0,21 _*10^-3_*3_*33) = 3767,32 Вт/ м²_*К.

Δt_ст = 3767,32 _*33_*2,87_*10^-4 = 35,68 град;

Δt₂ =79,976-33-35,68= 11,3 град;

α₂ =780q^0.6 (0,509 ^1.3*1090,4^0.5*0,18^0.06/0,074^0.5*(2359,4*10³)^0.6 *0,579^0.66*2041^0.3*(0,21*10^-3) ^0.3 =11230,05

q^/ = α_1*Δt₁ = 3767,32*33 = 124321,588 Вт/м²;

q^// = α_2*Δt₂ = 11230,05*11,3=126851,28 Вт/м².

Как видим, q^/ ≈ q^//

К₂ = 1/(1/3767,32+ 2,87_*10^-4 + 1/11230,05) = 1558,88 Вт/ м²_*К.

Распределение полезной разности температур

Полезные разности температур в корпусах установки находим из условия равенства их поверхностей теплопередачи:

Δt_пj = ΣΔt_п*(Q_j/K_j)/ΣQ/K (2.22)

где Δt_пj,Q_j,K_j – соответственно полезная разность температур, тепловая нагрузка, коэффициент теплопередачи для j-го корпуса.

Подставив численные значения, получим:

Δt_п1 =119,436*(1256/1780,65) / (1256/1780,65+ 1654/1704,03+4998/1558,88) = 17,25 град,

Δt_п2 =119,436*(1654/1704,03) / (1256/1780,65+ 1654/1704,03+4998/1558,88) = 23,74 град,

Δt_п3 =119,436*(4998/1558,88) / (1256/1780,65+ 1654/1704,03+4998/1558,88) = 78,43 град,

Проверим общую полезную разность температур установки:

ΣΔt_п = Δt_п1 + Δt_п2 +Δt_п3= 17,25+23,74+78,43=119,44град.

Теперь рассчитаем поверхность теплопередачи выпарных аппаратов по формуле: F= Q/(K Δt_п)

F₁ = 1256*10³/ (1780,65*17,255) = 40,88м²,

F₂ = 1654*10³ / (1704,03*23,74) = 40,88 м²,

F₃ = 4998*10³ / (1558,88*78,43) = 40,88 м²,

Найденные значения мало отличаются от ориентировочно определенной ранее поверхности F_ор. Поэтому в последующих приближениях нет необходимости вносить коррективы на изменение конструктивных размеров аппаратов (высоты, диаметра и числа труб). Сравнение распределенных из условий равенства поверхностей теплопередачи и предварительно рассчитанных значений полезных разностей температур Δt_п представлено ниже:

	Корпус
	1	2	3
Распределенные в 1-м приближении значения Δtп, град	15,5	23,895	79,978
Предварительно рассчитанные значения Δtп, град	17,25	23,74	78,43

Как видно, полезные разности температур, рассчитанные из условия равного перепада давления в корпусах и найденные в 1-м приближении из условия равенства поверхностей теплопередачи в корпусах, существенно не различаются. Поэтому необходимости заново перераспределить температуры (давления) между корпусами установки нет.

По ГОСТ 11987-81 выбирем выпарной аппарат со следующими характеристиками:

Номинальная поверхность теплообмена - F_н= 40 м²

Диаметр труб d=38*2 мм

Высота труб H= 3000 мм

Диаметр греющей камеры d_к =800 мм

Диаметр сепаратора d_с =1200 мм

Диаметр циркуляционной трубы d_ц =500мм

Общая высота аппарата Н_в=11000мм

Масса аппарата M_а= 3000кг