Расчет тепловой схемы турбины ПТ-135/165-12,8/1,5

При параметрах системы теплоснабжения t₁/t₂ = 150/70 °С принимаем коэффициент теплофикации α_ТЭЦ = 0,5. Температура сетевой воды после сетевых подогревателей

t_ПСВ-2 = t₂ + α_ТЭЦ·(t₁ - t₂) = 70 + 0,5·(150 - 70) = 110 °С.

Принимаем температурную разность теплоносителей
δt_CП = 3 °C, тогда а p_СП-2 = 0,158 МПа.

С учетом потери давления в трубопроводе от турбины до сетевого подогревателя Δp = 8 %, давление в камере отбора составит

p_ТВ = p_СП-2 / 0,92 = 0,158/0,92 = 0,172 МПа.

При давлении в верхнем теплофикационном отборе
p_ТВ = 0,172 МПа тепловая нагрузка на первый сетевой подогреватель достигает 60 % от всей нагрузки на бойлерную. Устанавливаем давление в камере отбора на ПСВ-1:

t_ПСВ-1 =t₂ + 0,6·(t_ПСВ-2 –t₂) = 70 + 0,6·(110 - 70) = 94 °С,

p_СП-1=0,091 МПа, p_ТН=0,0988/0,92 МПа.

Примем следующие потери давления в органах регулирования:

в ЧВД – 5 %, в ЧСД – 10 %, в ЧНД – 15 % (в камере I отбора), 20 % (перед регулирующей диафрагмой).

Примечание 1. В рассматриваемом случае принимается, что в турбине ПТ-135-12,8/1,5 регулируются все три отбора (промышленный и оба теплофикационных). Такое регулирование может осуществляться и в турбине ПТ-80-12,8/1,3.

Примечание 2. При двухступенчатом подогреве сетевой воды и одном регулируемом отборе (все турбины типа Т) процесс расширения пара в турбине аналогичен процессу, изображенному на рис. 2,в.

Определение давления в верхнем теплофикационном отборе производится так же, как и в примере расчета турбины ПТ-135-130/15. Студентам специальностей 100600, 100100 давление в нижнем теплофикационном отборе рекомендуется находить упрощенно, из условия равенства подогревов сетевой воды в верхнем и нижнем сетевых подогревателях. Студентам специальности 100500 это давление необходимо находить путем совместного решения уравнения расхода пара через теплофикационный отсек (между отопительными отборами) и уравнения тепловой характеристики подогревателя с учетом дросселирования в паропроводах отбора.

Система уравнений выглядит следующим образом:

где p_ТН , p_ТВ , p_ТН,0 , p_ТЕ,0 – давление пара в нижнем и в верхнем теплофикационных отборах в рассматриваемом и расчетном режимах соответственно;

D_т0, D_т0⁰ –расходы пара через теплофикационный отсек в рассматриваемом и расчетном режимах;

t_ТН^н – температура насыщения при давлении в нижнем теплофикационном отборе;

q_СП-1 –теплота конденсации пара в СП-1;

D_СП-1 –расход пара на СП-1;

t_ОС –температура обратной сетевой воды;

W –расход сетевой вода;

c_в –теплоемкость воды;

δt, δt_др –недогрев в подогревателе и потеря от дросселирования.

Расход пара через теплофикационный отсек в общем случае складывается из расходов на сетевой подогреватель нижней ступени D_СП-1, на ПНД-1 (D_ПНД-1) и конденсатор D_к:

D_т0= D_СП-1 + D_ПНД-1 + D_к.

При минимальных вентиляционных пропусках пара в конденсатор величиной D_ПНД-1 можно пренебречь. Пропуск пара при закрытой регулирующей диафрагме ЧНД зависит от давления пара в камере отбора перед ней p_ТН и оценивается по ее характеристике: D_min^к = k p_ТН,

где k – коэффициент пропорциональности, кг/(с·МПа)

k = 0,39544 для T–100–12,8,

k = 1,77812 для Т–250–23,5.

Решение указанной выше системы уравнений осуществляется путем подбора величины D_т0 (D_СП-1 + D_min^к), которая должна быть такой, чтобы значение p_ТН, найденное из уравнений системы в виде функции p_ТН = f (t_тн^н), было одинаковым. После этого определяется температура сетевой воды после СП-1:

Тогда давления пара за регулирующими клапанами и поворотной диафрагмой составят:

p₀' = 0,95·p₀ =0,95·12,753 = 12,115 МПа,

p₃ = 0,9·p₃ = 0,9·1,4715 = 1,324 МПа,

p₆ = 0,85·p₆ = 0,85·1,176 = 0,15 МПа,

p₇ = 0,75·p₇ = 0,75·0,104 = 0,0779 МПа.

Конечное давление p_К = 0,002943 МПа = 0,0029 МПа.

Принимаем следующие значения внутренних относительных КПД по отсекам для рассматриваемого режима:

0,8144 – ЧВД,

0,8557 – ЧСД,

0,1504 – ЧНД, причем для промежуточного отсека 0,75, а для последних ступеней 0,106.

Процесс расширения пара в турбине показан на рис.6.

Данные расчета сведены в табл. 6.

Схема построения процесса:

- по h, s –диаграмме h_3а. = 2892 кДж/кг

h₃= h₀ - (h₀ -h_3а) 3488,2-(3488,2-2892)·0,8144=3002,7 кДж/кг;

- по h, s –диаграмме h_6а. = 2596 кДж/кг

h₆=h₃ - (h₃ -h_6а) 3002,7-(3002,7-2596)·0,8554=2654,8 кДж/кг;

- по h, s –диаграмме h_ка. = 2156 кДж/кг

h_к=h₆ - (h₆ -h_ка) 2604,7-(2604,7-2156)·0,1504=2537,2 кДж/кг;

- по h, s –диаграмме h_7а. = 2588 кДж/кг

h₇=h₆ - (h₆ -h_7а) 2654,8-(2654,8-2588)·0,75 = 2604,7 кДж/кг.

Поиск параметров воды и пара для турбины ПТ-135/165-12,8/1,5 производится при тех же условиях, какие были приняты выше.

1. Температура конденсата после конденсатора та же, что и для пара: t_к = 23,8°C; ct_к = 101,0 кДж/кг (при t = 23,8 °C,
p_к.н.= 1,275 МПа).

2. Параметры основного конденсата (ОК) после эжекторного подогревателя:

t_ЭП = t_к + Δt_ЭП = 23,8 + 5 = 28,8 °С,

сt_ЭП = 122,0 кДж/кг (при 1,1772 МПа, t = 28,8 °С).

3. Параметры ОК после ПНД-1:

t₁ = 97 – 5 = 92°С , сt₁ = 385,5 кДж/кг, p_п.в1 = 1,078 МПа.

Температура дренажа, сливаемого из ПНД-1, равна температуре насыщения, так как ПНД-1 не имеет охладителя конденсата:

t_к1 = 97 °С , сt_к1 = 406,4 кДж/кг.

4. Температура ОК после СП t_СП = 92 + 8 = 100 °С

(при p_п.в = 0,981 МПа, сt_СП = 419,4 кДж/кг).

5. Температура ОК после ПНД-2

t₂ = 113 - 5= 108°С (при p_п.в2 = 0,8831 МПа, сt₂ = 453,8 кДж/кг).

Так как ПНД-2 не имеет охладителя конденсата, то

t_к2 = 113°С, сt_к2 = 474,7 кДж/кг.

6. Аналогично t₃ = 131,1 - 5 = 126,1 °С,

сt₃ = 529,8 кДж/кг (при p_п.в3 = 0,7848 МПа).

Параметры конденсата греющего пара будут следующими:

t_к3 = 108,0 + 7 = 115 °С, сt_к3 = 483,1 кДж/кг.

7. Аналогично t₄ = 154,7 - 5= 149,7 °С,

сt₄ = 631,4 кДж/кг (при p_п.в4 = 0,6867 МПа),

t_к4 = 126,4 + 7 = 133,1 °С, сt_к4 = 560,2 кДж/кг.

Параметры пара и воды в тракте подогревателей
высокого давления

1. Параметры греющего пара после ОП (при принятых Δp_ОП = 1,5 % и δt_оп = 15 °С):

p´₇ = 0,985·3,12939 = 3,08245 МПа, 235,3 °С,

p´₆ = 0,985·2,1248 = 2,098 МПа, 214,7 °С,

p´₅ = 0,985·1,383 = 1,362 МПа, 193,8 °С.

t´_пе7 = 235,3 + 15 = 250,3 °С,

t_пе6´ = 214,7 + 15 = 229,7 °С,

t´_пе5 = 193,8 + 15 = 208,8 °С.

По известным t_пе´и p´по таблицам Александрова определяем

h´₇ = 2851,3 кДж/кг, h₆´ = 2841,7 кДж/кг, h₅´ = 2831,6 кДж/кг.

2. Температуры питательной воды перед ОП:

t´₆ = 214,7 – 5 = 209,7°C,

t´₅ = 193,8 – 5 = 188,8°C.

Находим по таблицам:

ct´₇ = 995,5 кДж/кг (при p_п.в7 = 16,677 МПа),

ct´₆ = 904,2 кДж/кг (при p_п.в6 = 17,1675 МПа),

ct´₅ = 810,8 кДж/кг (при p_п.в5 = 17,658 МПа).

3. Температуры и энтальпии конденсата, сливаемого из каждого ПВД.

При принятом недоохлаждении конденсата Δt_ок = 5 °С имеем:

t_к7 = t₆ + 5; t_к6 = t₅ + 5; t_к5 = t_пн + 5;

t₅ = t´₅ + Δt_ОП-5; t₆ = t´₆ + Δt_ОП-6.

Принимаем Δt_ОП-5 = 2 °С, Δt_ОП-6 = 3 °С, тогда

t₅ = 188,8 + 2 = 190,8 °С, t₆ = 209,7 + 3 = 212,7 °С,

t_к6=190,8+5=195,8 °С, сt_к6=833,1 кДж/кг (p´₆ = 2,093 МПа),

t_к7 =212,7+5=217,7 °С, сt_к7 = 933,3 кДж/кг (p´₇ = 3,08 МПа).

2.4.1. Расчет ПВД

Аналогично расчету тепловой схемы турбины Р-50-12,8/1,3 расчет ПВД для рассматриваемой турбины проводим по уравнениям теплового баланса, составленным для трех участков (см.рис.7).

I участок

D₇ (h´₇ - ct_к7) + D₆ (h₆ – h´₆) = К ₇ (ct´₇ - ct´₆) D_пв.

II участок

D₆ (h´₆ - ct_к6) + D₅ (h₅ – h₅´) + D₇ (ct_к7 –ct_к6) = К ₆ (ct´₆ - ct´₅) D_пв.

III участок

D₅ (h´₅ - ct_к5) + (D₇ + D₆) ( ct_к6 –ct_к5) = К ₅ (ct´₅ - ct_ПН) D_п.в.

Значения коэффициентов, учитывающих потери теплоты в подогревателях К_7, К₆, К₅, принимаем такими:

К ₇ = 1,008; К ₆ = 1,007; К₅ = 1,006.

Подставив вместо идентификаторов известные числовые значения, получим:

D₇ (2851,3-933,3) + D₆ (3090 - 2841,7) =1,039329·D·(995,5 - 904.2);

D₆ (2841,7 - 833,1) + D₅ (3002,7 - 2831,6) + D₇ (933,3 - 833,1) = =1,038298·D·(904,2 - 810,8);

D₅ (2831,6-703,5)+(D₇+D₆) (833,1-703,5)=1,037266·D·(810,8-691,9).

После подсчетов:

1) 1918,015·D₇ +248,2582·D₆ = 94,934389·D,

2) 2008,644·D₆ + 171,078·D₅ + 100,1823·D₇ = 97,01545·D,

3) 2128,101·D₅ + 129,597·(D₇ + D₆) = 123,7195·D.

Упрощаем:

1') 7,726·D₇ + D₆ = 0,382·D,

2') 20,05·D₆ +1,707·D₅ + D₇ = 0,968·D,

3') 16,422·D₅ + D₇ + D₆ = 0,952·D.

Из (1') выразим D₆ = 0,382·D - 7,726·D₇ (A)

и подставим D₆ в (2'):

20,05 (0,382·D - 7,726·D₇) + 1,707·D₅ + D₇ = 0,968·D,

7,659·D - 154,91·D₇ +1,707·D₅ + D₇ = 0,968·D,

153,91·D₇ = 6,691·D + 1,707·D₅,

D₇ = 0,0435·D + 0,011·D₅. (Б)

Подставим D₆ и D₇ в(3'):

16,42·D₅+0,0435·D+0,011·D₅+0,382·D-7,726·(0,0435·D+0,011·D₅)=

=0,952·D. 16,346·D₅ + 0,089·D = 0,952·D,

16,346·D₅ = 0,863·D,

D₅ = 0,0528·D.

Из уравнения (Б)

D₇ = 0,0435·D + 0,011·0,0528·D; D₇ = 0,0441·D.

Из уравнения (А)

D₆ = 0,382·D - 7,726·0,0441·D; D₆ = 0,0413·D.

Подогрев питательной воды в ОП устанавливаем по уравнениям тепловых балансов.

ОП – 7

D₇ (h₇ – h₇') = K₇ D_п.в (ct₇ – ct₇') = K₇ D_п.в Δct₇;

ct₇ = ct₇' + Δct₇ = 995,5 + 13,4 = 1008,9 кДж/кг.

Находим t₇ = 233,1°С (по p_п.в7 = 16,677 МПа).

ОП – 6

D₆ (h₆ – h₆') = K₆ D_п.в (ct₆ – ct₆') = K₆ D_п.в Δct₆;

ct₆ = ct₆' + Δct₆ = 904,2 + 9,9 = 914,1 кДж/кг.

Находим t₆ = 212,67°С (по p_п.в6 = 17,1675 МПа).

ОП – 5

D₅ (h₅ – h₅') = K₅ D_п.в (ct₅ – ct₅') = K₅ D_пв Δct₅;

ct₅ = ct₅' + Δct₅ = 810,8 + 8,7 = 819,5 кДж/кг.

Находим t₅ = 190,79°С (по p_п.в5 = 17,658 МПа).

Проверяем правильность выполненных расчетов по тепловым балансам ПВД в целом.

D₇^* (h₇ –ct_к7) =к₇ D_п.в ( ct₇ - ct₆).

Невязка δD₇ = 0 %.

D₆^*(h₆–ct_к6)+D₇(ct_к7 –ct_к6)=к₆D_п.в(ct₆- ct₅).

Невязка δD₆ = 0,19 %.

D₅^* (h₅ –ct_к5)+(D₇+D₆)(ct_к6 – ct_к5)=

=к₅ D_п.в( ct₅ - ct_пн).

Невязка δD₅ = 0,18 %.

Невязки незначительны. Поэтому

D₇ = 0,0441, t₇ = 233,1 °С,

D₆ = 0,0413, t₆ = 212,67 °С,

D₅ = 0,0528. t₅ = 190,79 °С.

В этом случае

Δt_о.к-7 = t_к7 - t₆ = 217,67 - 212,67 = 5°С,

Δt_о.к-6 = t_к6 - t₅ = 195,79 - 190,79 = 5°C.

Не отличаются от принятого Δt_ок = 5°C.

2.4.2. Расчет деаэратора Д-6

Расчетная схема деаэратора имеет следующий вид:

В схеме две турбины ПТ и одна турбина Р, поэтому конденсат ПВД турбины Р подогревается паром от двух турбин.

Из приведенных выше расчетов имеем:

0,0528∙D +0,0413∙D + 0,0441∙D = 0,1382∙D;

18,03 кг/c; D_ПВД = 0,1392∙D + 0,5∙18,03 = 0,1382∙D + 9,015;

D_пр = 0,00138∙D + 0,5∙0,00138∙108,353 = 0,00138∙D + 0,074763.

Принимаем тогда

0,002∙(1,03108∙D + 0,5∙111,72) = 0,002062∙D + 0,11172.

Расход питательной воды, поступающей в Д-6 из ПНД-4, определяем из уравнения материального баланса деаэратора:

D_п.в' + D_пр + D_Д + D_ПВД =

D_п.в' = - (D_пр + D_Д + D_ПВД) =

=1,03108∙D+55,86+0,002062∙D+0,11172-0,00138∙D-0,074763-D_Д –

- 0,1382∙D - 9,015 = 0,89356∙D +46,88196 - D_Д.

Расход пара на деаэратор D_Д определяем из уравнения теплового баланса:

D_Д h₅+D_п.в' ct₄ +D_пр h_пр +D_ПВД ct₅ = К_Д ( ct_д + h_вып).

Принимаем коэффициент, учитывающий потери теплоты в Д-6, К_Д=1,006, а влажность пара, выходящего из деаэратора, – 3 %,
тогда

h_вып = h' + x r = 667,5 + 0,97∙2089,972 = 2694,7 кДж/кг;

D_Д∙3002,65 + (0,89356∙D + 46,88196 - D_Д)∙631,4 +

+ (0,00138∙D + 0,074763)∙2700,2 + (0,1382∙D + 9,015)∙703,5 =

=1,006∙[(1,03108∙D+55,9)∙667,5+(0,002062∙D + 0,11172)∙2694,7].

После преобразования получим:

2371,259∙D_Д = 32,79518∙D + 1666,5,

D_Д = 0,01383∙D +0,70278.

И тогда

D'_п.в = 0,89356∙D + 46,88196 - 0,01383∙D - 0,70278 =

= 0,87973∙D + 46,17918.

Прежде чем рассчитывать ПНД, необходимо выполнить тепловые расчеты установки подогрева сетевой воды, установки подпитки тепловой сети и установки нагрева добавочной воды, подаваемой в цикл.

2.4.3. Расчет бойлерной установки (рис. 8)

Расход сетевой воды через сетевые подогреватели двух турбин ПТ при Q_м = 418,68 МВт и принятой системе теплоснабжения можно определить как

а через подогреватели одной турбины как W₁ = 616,66 кг/с.

Принятые утечки в системе теплоснабжения составляют 2 % от расхода циркулирующей воды.

Добавок на восполнение утечек

W_yт = 0,02∙W = 0,02∙1233,32 = 24,666 кг/с.

При нагрузке «горячего» водоснабжения, равной 15 % от общей, абсолютное значение

Q_г.в = 0,15∙Q_м = 0,15∙418,68 = 62,802 МВт.

Общий расход воды, идущейна горячее водоснабжение,

Общий расход подпиточной воды, направляемой из деаэратора на подпитку системы,

D_доб = W_г.в.+ W_ут = 184,998 + 24,666 = 209,664 кг/с.

Тепловая нагрузка на СПВ-1, СПВ-2 и ПТВМ двух турбин ПТ составит:

Расход пара на сетевые подогреватели одной турбины ПТ:

ct_к2 = 474,3 кДж/кг определяется по давлению p_ПСВ-2 = 0,158 МПа,

ct_к1 = 406,9 кДж/кг определяется по давлен p_ПСВ-1 = 0,091 МПа.

Расход подпиточной воды D_ХО˝ = D_доб = 209,993 кг/с.

Величина выпара из деаэратора составляет 0,2÷0,3 % от расхода на подпитку. Следовательно,

209,993∙0,002 = 0,42 кг/с.

2.4.4. Расчет подогревателей исходной и химочищенной воды

Температура воды, поступающей в ПХО-1 из обратной линии конденсационной установки турбин, определяется

- расчетной температурой охлаждающей воды t₁ = 10 °С,

- температурой конденсата при p_к = 0,0029 МПа t_к = 23,8 °С,

- температурой обратной циркуляционной воды при температурном напоре в конденсаторе δt = 4 °С.

t_обр = t₂ = t_к - δt = 23,8 - 4 = 19,8 °С.

При этом кратность охлаждения в конденсационной установке

Подогреватель ПХО-1

Для создания оптимального режима предочистки (коагуляции) принимается t_х.о = 40 °С.

Расход исходной воды для ХВО при расходе на собственные нужды, равном 12 %, составит

D_ХО = 1,12∙D_хо = 1,12∙209,993 = 235,192 кг/с.

При η_п = 0,99

Подогреватель ПХО-2

Суммарный расход пара на подогрев сетевой воды и подогреватели подпиточной воды из верхнего теплофикационного отбора одной турбины ПТ запишется как

D_под=D_ПСВ-2+0,5∙(D_ХО-1+D_ХО-1)=19,395+0,5∙(9,2369+4,068)=26,047 кДж/кг.

Подогрев воды в охладителе выпара деаэратора Д - 0,3

t_ОВ = 70ºС (ct_ОВ = 293,2 кДж/кг),

h_вып = ct_д + r = 287,7 + 2338,4 = 2626,1 кДж/кг,

2.4.5. Расчет по деаэратору подпитки теплосети (Д - 0,3)

Расход сетевой воды, идущей в деаэратор на подогрев подпиточной воды (это рециркулирующая в системе вода), обозначим W_рец.

В этом случае из уравнений материального баланса деаэратора имеем

Расход рециркулирующей сетевой воды определяем из уравнения теплового баланса:

Принимаем = 0,99, получаем

(W_peц∙462,2+209,99∙214,1)∙0,99=(W_peц+209,57)∙287,7+0,42∙2626,1;

457,535∙W_peц+44511,777=287,685∙W_peц+60291,008+1102,9721;

457,535∙W_peц + 44511,777 = 287,605∙W_peц + 61393,98;

169,85∙W_peц = 16882,203; W_peц = 99,395 кг/с.

Таким образом, расход воды, подаваемой насосами из Д-0,3 в систему (насосы подпитки теплосети),

D_п.в = W_peц + 209,573 = 99,395 + 209,573 = 308,968 кг/с.

Расход воды, проходящей через сетевые насосы,

W_СН = W + W_peц = 1233,32 + 99,395 = 1332,715 кг/с.

По расходу D_п.в = 1111,386 т/ч должны выбираться подпиточные насосы теплосети, а по расходу W_СН = 4800,863 т/ч – сетевые насосы I и II ступеней.

Расход воды, идущий в цикл станционного деаэратора
Д-1,2, определяем из уравнения материального баланса:

Расход конденсата, идущего из охладителя выпара станционного деаэратора Д-1,2 в дренажный бак, выразится как

Расход конденсата, поступающего из дренажного бака в станционный деаэратор Д-1,2, составит

а также количество воды, идущей в цикл станции из Д-1,2,

2.4.6. Расчеты по подготовке добавочной воды, направляемой в цикл станции (рис.9)

Количество добавочной воды, направляемой в цикл станции, выразим как

Определим расход воды, направляемой в установку ХВО, с учетом собственных нужд в размере 13 %:

Подогреватель ПХ-1

При t_обр = 19,8 °С и t_хо = 40 °С имеем расход пара из верхних теплофикационных отборов турбин ПТ

Охладитель непрерывной продувки

Учитывая, что ct_др = 293,3 кДж/кг; η_п = 0,99, находим

Принимаем предварительное значение расхода пара на турбину ПТ при заданных тепловых нагрузках D = 186,26 кг/с, тогда

Деаэратор Д-1,2

Расход пара на станционный атмосферный деаэратор определяем из уравнения теплового баланса деаэратора с охладителем выпара:

Согласно приведенным ранее расчетам имеем и"выпар" из станционного деаэратора:

=0,0000866∙D+0,50331+0,001996∙ +0,001996∙(0,01023∙D+

+1,149048+0,002∙ )=

= 0,0000866∙D + 0,50331 + 0,001996∙ + 0,0000204∙D +

+0,0022934 + 0,000004∙ = 0,000107∙D + 0,5056 + 0,002∙ .

И, наконец, из уравнения теплового баланса определяем расход пара на деаэратор (при К_д = 1,005):

∙2654,8 + (0,0434∙D + 69,514)∙170,78 +182,646∙377,1 +

+ (0,01023∙D + 1,149048 + 0,002∙ )∙293,3 =

=1,005∙[(0,053522∙D+252,80243+ )∙437,31+(0,000107∙D+0,5056+

+0,002∙ )∙293,2162].

После преобразований получим:

2215,3007∙ = 13,141955∙D + 30170,358.

= 0,0059323∙D + 13,61908.

Тогда

=0,053522∙D+252,80243+0,005932∙D+13,61908=

=0,05945∙D + 266,42151.

=0,000107∙D+0,5056+0,002∙(0,0059329∙D+13,61908) =

=0,000107∙D+0,506+0,000011864∙D+0,02724=0,000119∙D+0,5328.

D_др.б =0,01023∙D+1,149048+0,002∙(0,0059323∙D+13,61908) =

=0,01023∙D+1,149048+0,000011864∙D+0,027238=

= 0,010241∙D+1,176286.

2.4.7. Расчет ПНД

D₄= 0,039319∙D+2,0639586.

Рассчитаем отдельные составляющие на выходе в П-3.

D^* = 19,395 + 0,5∙(9,2369 + 4,068 + 0,0019068∙D + 3,0541446) =

= 0,0009534∙D + 8,1795223 + 19,395;

D₄ + D₃ + D₂ = 0,039319∙D + D₃ + D₂ + 2,0639586,

D_п.в˝ = 0,87973∙D + 46,17918 - 0,0009534∙D - 8,1795223 - 19,395 –

- 0,039319∙D - 2,0639586 - D₃ - D₂ - 0,029727∙D - 133,21076;

D_п.в˝ = 0,80973∙D - D₃ - D₂ – 116,67006.

Потоки воды (D₄ + D₃ + D₂) и D^* имеют одинаковую энтальпию, поэтому можно записать:

D^** = D^* + D₄ + D₃ + D₂,

D^** = 0,0009534∙D + 8,1795223 + 19,395 + 0,039319∙D + D₃ + D₂ +

+ 2,0639586 =0,040272∙D + 29,638481 + D₃ + D₂.

Запишем уравнение теплового баланса для П-3:

D₃∙(2736-483,107)+(0,039319∙D + 2,0639586)∙(560,203 - 483,107) =

= 1,004∙[(0,80973∙D - D₃ - D₂ - 116,67006)∙(529,8255 - 453,777) +

+ (0,02972∙D + 133,21076)∙(529,8255 - 437,31) +

+ (0,040272∙D + 29,638481 + D₃ + D₂)∙(529,8255 - 474,727)].

D₃ =0,028049∙D-0,0092499∙D₂+2,1749738. (A)

Схема потоков теплоносителей и уравнение теплового баланса представляются в следующем виде:

D₂∙(h₂ – ct_к2)+(D₄+D₃)∙(ct_к3 - ct_к2)=

=K₂∙ (ct₂ - ct_СП).

В выражениях (D₄+D₃) и D  _п.в∙исключим D₃, воспользовавшись уравнением (А). В этом случае из уравнения теплового баланса для П-2 определяем:

D₄+D₃=0,039319∙D+2,0639586+0,028049∙D+2,1749738-0,0092498∙D₂;

D₄+D₃ = 0,067368∙D + 4,2369324 - 0,0092499∙D₂;

=0,80973∙D-116,67006-D₂ -0,028049∙D-2,1749738+0,0092499∙D₂;

=0,78168∙D - 0,99075∙D₂ - 118,84503.

Тогда

D₂∙(2654,8-474,727)+(0,067368∙D+4,2389324-

- 0,009499∙D₂)∙(483,107 - 474,727)=

= 1,003∙(0,78168∙D - 0,99075∙D₂ - 118,84503)∙(453,777 - 419,419);

D₂ = 0,011911∙D - 1,8657599;

D₃ = 0,027938∙D + 2,1922318;

= 0,78168∙D - 118,84503 - 0,0118∙D + 1,8485016;

= 0,76988∙D - 116,99653.

Схема потоков и уравнение теплового баланса:

D₁∙(h₁ – ct_к1) = K₁∙ ∙(ct₁ – ct_эп).

D₁∙(2604,7 - 406,43) =

=1,002∙(0,76988∙D - 116,99653 –

- 28,86)∙(385,48 - 121,929),

D₁ = 0,092485∙D - 17,521739.

2.4.8. Подсчет расходов пара в отборах турбины и расхода пара в конденсатор

Исходя из, сделанных ранее, расчетов запишем следующие уравнения:

1.Расход пара в отборы

D_VII = D₇ = 0.044∙D;

D_VI = D₆ = 0.0413∙D;

D_V = D₅ + D^Д-6+ =0,05279∙D+0,01383∙D+0,70278+79,872319=

=0,06662∙D+80,575099;

D_IV = D₄ = 0,039319∙D;

D_III = D₃ = 0,027938∙D;

D_II= D₂ +D_ПСВ-2+0,5∙(D_ХО-1+ D_ХО-2+ D_ХО-1+ =

=0,011911∙D-1,8657599+19,395+0,5∙(9,2369+4,068+0,0019068∙D+

+3,0541446+0,0059323∙D+13,61908)= 0,01583∙D+32,518302;

D_I = D₁ + D_ПСВ-1=0,092485∙D-17,521739+28,86=0,092485∙D+11,338261;

∑D_отб = 0,32759∙D + 128,68785.

2. Расход пара в конденсаторы турбины

Расход пара в конденсатор турбины можно определить путем вычитания расходов пара в отборы из расхода в голову турбины.

D_к =D-∑D_отб = D - 0,32759∙D - 128,68785 = 0,67241∙D - 128,68785.

По балансу потоков конденсата в системе регенерации находим

D_к^* = D_п.в  - (D₁ + D_ПСВ-1 + D_ЭП) =

= 0,7698S∙D-116,99653-0,092485∙D+17,521739-28,86 - 0,005∙D;

D_к^* = 0,67239∙D - 128,33479.

Значения D_к и D_к^* близки друг к другу, что подтверждает правильность выполненных расчетов.

Определим расход пара на турбину из уравнения

D=d_э∙N_э+∑y_m∙D_m.

Удельный расход пара на турбину

Умножив удельный расход на мощность, получим расход пара на турбину: d_э∙N_э = 3,982∙135∙10³=537570 кг/ч = 149,325 кг/с.

Значение ∑y_m∙D_m можно найти после определения коэффициента недовыработки:

y₇ D_VII = 0,0441∙D∙0,6612 = 0,029158∙D;

y₆ D_VI = 0,0413∙D∙0,52126 = 0,024006∙D;

y₅ D_V = 0,48943∙(0,662∙D + 80,575099) = 0,032605∙D + 39,435871;

y₄ D_IV = 0,3226∙(0,039319∙D + 2,0639586) = 0,012684∙D + 0,66583;

y₃ D_III =0,20903∙(0,027938∙D + 2,1922318) = 0,058398∙D + 0,45824;

y₂ D_II =0,12364∙(0,01583∙D+32,518302)= 0,0019572∙D + 4,0205628;

y₁ D_I = 0,07096∙(0,092485∙D + 11,338261) = 0,006527∙D + 0,80456;

∑y_m∙D_m = 0,11281∙D + 45,385064.

Таким образом,

D = 149,325 + 45,385064 + 0,11281∙D;

D = 194,71 / 0,88719 = 219,46827 кг/с.

Найдем абсолютные расходы пара в отборы:

D_VII = 0,0441∙219,46827 = 9,678 кг/с;

D_VI = 0,0413∙219,46827 = 9,064 кг/с;

D_V = 0,06662∙219,46827 + 80,575099 = 95,196075 кг/с;

D_IV = 0,039319∙219,46827 + 2,0639586 = 10,693232 кг/с;

D_III = 0,027938∙219,46827 + 2,1922318 = 8,323763 кг/с;

D_II = 0,01583∙219,46827 + 32,518302 = 35,992485 кг/с;

D_I = 0,092485∙219,46827 + 11,338261 = 31,635784 кг/с.

∑D_отб = 200,58331 кг/с.

D_к = 0,67241∙219,46827 - 128,68785 = 18,88481 кг/с;

D =∑D_отб + D_к = 200,58331 + 18,88461 = 219,46812 кг/с.

Проверим результаты по балансу мощностей:

N_VII = k∙D_VII ∙H_i7 = 0,0009506∙9,678∙322,175 = 2,96398 МВт;

N_VI = k∙D_VI ∙H_i6 = 0,0009506∙9,064∙398,175 = 3,4307007 МВт;

N_V = k∙D_V ∙H_i5 = 0,0009506∙95,196075∙485,525 = 43,936803 МВт;

N_IV = k∙D_IV ∙H_i4 = 0,0009506∙10,693232∙644,175 = 6,5480298 МВт;

N_III = k∙D_III ∙H_i3 = 0,0009506∙8,3237363∙752,175 = 5,9516176 МВт;

N_II = k∙D_II ∙H_i2 = 0,0009506∙35,992485∙833,375 = 28,513472 МВт;

N_I = k∙D_I ∙H_i1 = 0,0009506∙31,635784∙883,475 = 26,568722 МВт.

N_k = k∙D_k ∙H_ik = 17,07145 МВт; ∑N_m = 117,9134 МВт;

N_э=∑N_m + N_k = 134,9845 МВт.

Невязка незначительна, N_э=135 МВт.

Проверка значения расхода пара в конденсатор

Расход пара, определенный по балансу потоков конденсата в системе регенерации,

D_к^* = 0,67239∙219,46812 - 128,68785 = 18,88032 кг/с;

ΔD_к = 18,88481 - 18,88032 = 0,00449 кг/с.

Невязка, отнесенная к расходу пара на турбину,

δD_к = 0,00449/219,48827 = 0,00002∙100 = 0,002 %.

Расходы пара на регенеративные подогреватели

Подогреватель

ПВД №7 D₇ = 0,0441∙219,46812 = 9,678544 кг/с;

ПВД №6 D₆ = 0,0413∙219,46812 = 9,064033 кг/с;

ПВД №5 D₅ = 0,0528∙219,46812 = 11,587917 кг/с.

Деаэратор D_д = 0,01383∙219,46812 + 0,70278 = 3,738024 кг/с;

ПНД №4 D₄ =0,039319∙219,46812 +2,0639686=10,693226 кг/с;

ПНД №3 D₃ =0,027938∙219,46812+2,1922318=8,3237321 кг/с;

ПНД №2 D₂ =0,011911∙219,46812- 1,8657599 = 0,74832 кг/с;

ПНД №1 D₁ =0,092485∙219,46812- 17,521739 = 0,74832 кг/с.

Подсчитываем расходы теплоносителей по другим элементам тепловой схемы.

Расход пара на деаэраторы

D_1,2 = 0,0059323∙219,46812 + 13,61908 = 14,921 кг/с.

Расход пара на подогреватели:

- перед химочисткой станционной

D_ПХ-1 = 0,0019068∙219,46812 + 3,0541446 - 3,472626 кг/с;

- перед химочисткой подпитки теплосети

D_ХО-1 = 9,2369 кг/с;

- перед деаэратором Д-1,2

D_ХО-1 = 4,068 кг/с.

Расход химводы, подаваемой в цикл станции,

= 0,049042∙219,46812 + 70,55082 = 89,313976 кг/с.

Расход исходной воды для станционной химочистки

D_д.в = 0,0434∙219,46812 + 69,514 = 79,038916 кг /с.

Расход питательной воды, подаваемой в котлы ТЭЦ

D_п.в = 2∙1,03108∙219,46812 + 111,72 = 564,29836 кг/с.

Не нашли, что искали? Воспользуйтесь поиском по сайту: