Tính toán thiết kế hệ thống sấy theo công nghệ tầng sôi

nxi trong nước mía trong ; Trong môi trường, sự kết tủa của CaCO3 có tính xốp dễ bị thuỷ phân, có dung tich lớn, lắng chậm, lọc khó và cần nhiều diện tích lọc; Khi vôi vào một lượng nhất định, không thể nâng cao cường độ S và SO2 quá nhiều sẽ tạo thành Ca(H2SO3) hoà tan. Thông SO2 trước cho vôi sau Ưu điểm: - Trong môi trường axit sự tạo kết tủa CaSO3 rắn chắc, lắng tốt, lọc dễ dàng; - Nếu cho vôi ở nhiệt độ cao hiện tượng phân huỷ đường khử không nhiều, màu sắc nước mía tương đối tốt; Trị số pH của mía tương đối thấp, có thể loại phần lớn chất không đường hữu cơ, sau đó cho vôi vào đến pH gần trung tính, một phần chất keo có thể ngưng tụ. Khuyết điểm: - Thông SO2 trước, nước mía có tính axit mạnh, một phần sacaroza bị chuyển hoá. Cho vôi và SO2 đồng thởi Ưu điểm: - Nếu khống chế tốt, có thể tránh được hiện tượng chuyển hoá và phân huỷ đường. Khuyết điểm: - Khó khống chế trị số pH của của nước mía, dễ sinh hiện tượng quá kiềm hoặc quá axit. - Tác dụng ngưng tụ của keo không tốt bằng hai phương pháp trên. b. Trị số pH trung hoà Trong phương pháp SO2, việc khống chế trị số pH trung hoà là một vấn đề rất quan trọng. Nó ảnh hưởng lớn hiệu quả làm sạch và thu hồi đường. Để việc tạo kết tủa CaSO3 hoàn toàn, cần tránh hiện tượng quá axit vì sẽ tạo Ca(HSO3)2 hoà tan và sau đó nếu ở nhiệt độ cao Ca(HSO3)2 sẽ phân ly tạo chất kết tủa đóng cặn ở các thiết bị truyền nhiệt và bốc hơi. Nếu nước mía có tính kiềm, đường khử sẽ bị phân huỹ tăng chất màu và axit hữu cơ, tăng lượng muối canxi trong nước mía. Mặt khác, trong môi trường kiềm do tính chất thuỷ phân của kết tủa CaSO3 nên tạo dung tích lớn, tăng lượng bùn lọc và do đó tăng diện tích lọc ép. Để tránh các hiện tượng trên, cần khống chế pH lắng trong khoảng 7,0. Do tính chất và thành phần nước mía luôn thay đổi cần thí nghiệm tìm trị số pH thích hợp kiềm. Nếu có được trị số pH thích hợp thì hiệu quả làm sạch sẽ tốt CaO trong nước mía ít, màu sắc nhạt v.v... c. Nhiệt độ Nhiệt độ đun nóng lần thứ nhất là 55-750C, tác dụng của nó như sau: - Làm mất nước của chất keo ưa nước, tăng nhanh quá trình ngưng tụ keo. - Tăng nhanh tốc độ phản ứng hoá học. Theo Honig thì hiệu suất hấp thụ SO2 vào nước mía tốt nhất ở nhiệt độ 750C. - ở nhiệt độ càng cao, sự hoà tan của các muối CaSO3, CaSO3 giảm, kết tủa càng hoàn toàn. Khi thông SO2. ít tạo ra hiện tượng quá bảo hoà, giảm độ cặn ở thiết bị bốc hơi vầ truyền nhiệt. Nhiệt độ đun nóng lần thứ hai thường là 100-1050C. Nếu nhiệt độ quá cao, nước mía sôi lắng sẽ không tốt. Tác dụng của đun nóng lần thứ hai là giãm độ nhớt tăng nhanh độ lắng. d. Thông SO2 Trong phương pháp sunfit hoá, việc thông SO2 chia làm hai lần, lần thứ nhất trước khi cho vôi của phương pháp SO2axit và lần thứ hai thông SO2 mật chè sau khi bốc hơi. Thông SO2 lần thứ nhất là tạo chất kết tủa có tính hấp phụ, có thể hấp phụ các chất không đường: chất màu, kết tủa. SO2 có thể dùng ở dạng lỏng hay dạng khí. Để tạo ra SO2 các nhà máy đường ở nước ta đều dùng SO2 ở dạng khí. Đốt S sẽ được SO2. Khi đốt S nếu công thức nước và nếu SO2 bị oxi hoá thành SO3 thì SO3 kết hợp với nước tạo thành H2SO4, H2SO4 là axit mạnh ăn mòn thiết bị. Mặt khác khi trung hoà với H2SO4 sẽ kết hợp với Ca2+ tạo thành chất kết tủa đóng cặn ở thiết bị. Sự tạo thành khí SO3 sẽ làm mất đi một lượng khí SO2 như sau. Nguyên nhân tạo thành khí SO2 như sau: - Nhiệt độ cháy quá cao; - Oxi quá nhiều; - Hỗn hợp khí (SO2 ,N2,O2) tiếp xúc với nước hay sắt. Để đề phòng hiện tượng trên, cần đảm bảo lượng nước trong lưu huỳnh theo quy định, dùng vôi để hút nước trong không khí cho lò đốt lưu huỳnh và thường xuyên cạo rỉ sắt của cửa lò. Nhiệt độ cháy của lưu huỳnh khoảng 250-3000C, nếu vượt quá nhiệt độ đó (quá 4400C) sẽ sinh hiện tượng lưu huỳnh thăng hoa tạo thành khí lưu huỳnh. Khi lưu huỳnh gặp lạnh biến thành lưu huỳnh tinh thể đọng lại trong các đường ống. Do đó là đốt cần có bộ phận làm lạnh để giảm nhiệt độ. II.2.3 Phương pháp cacbonat hoá Phương pháp CO2 (còn gọi là phương pháp cacbonat hoá) là phương pháp có nhiều ưu điểm, dùng phổ biến ở nhiều nước (Đài Loan, Indonesia). ở nước ta nhà máy đường Vạn Điểm sản xuất đường theo phương pháp cacbonat hoá. Phân loại phương pháp CO2 như sau: - Phương pháp thông CO2 một lần. - Phương pháp thông CO2 chè trung gian. - Phương pháp CO2 thông thường (thông CO2 hai lần, thông SO2 hai lần). Sơ đồ công nghệ của phương pháp cacbonat hoá 1. Sơ đồ công nghệ của phương pháp thông CO2 một lần Nước mía hỗn hợp Đun nóng lần I(50-550C) Thiết bị thông CO2 (độ kiềm 300-500mg CaO/l) ép lọc SO2 Thông SO2 (pH=7,0) Đun nóng lần II (1000C) Bốc hơi Mật chè Đặc điểm của phương pháp thông CO2 một lần là cho vữa vôi vào nước mía một lần và thông CO2 một lần đến độ kiềm thích hợp nhất. Khuyết điểm chủ yếu của phương pháp thông CO2 một lần là nước mía chỉ qua một điểm đẳng diện, loại chất không đường ít. Ngoài ra vì thông CO2 sau khi cho vôi nên tạo phức đường vôi ảnh hưởng đến hiệu suất hấp phụ CO2 và tạo nhiều bọt. Sơ đồ công nghệ của phương pháp CO2 chè trung gian Đặc điểm của phương pháp là sau khi đun nóng đến nhiệt độ 1000C, bốc hơi đến nhiệt độ mật chè 35-40 Bx nước mía hỗn hợp được xử lý như phương pháp CO2 như phương pháp CO2 thông thường. Khi cô đặc nước mía đến nồng độ cao, hàm lượng chất không đường trong nước mía tăng tương đối tập trung, phản ứng tương đối hoàn toàn, tiết kiệm được hoá chất, loại nhiều chất không đường, trong thiết bị ít bị cặn đóng Nhưng còn chưa xác định được nồng độ chè trung gian thích hợp và lượng đường tổn thất trong bùn còn nhiều. Sơ đồ công nghệ của phương pháp thông CO2 thông thường Nước mía hỗn hợp Cho vôi sơ bộ (pH=6,2-6,6) Đun nóng lần I (50-550C) Thông CO2 lần I(pH=10,5-11,0) Lọc ép lần I Thông CO2 lần II(pH=7,8-8,2) CO2, Ca(OH)2 Thông CO2 lần I (pH=10,5-11,0) Lọc ép lần I CO2 Thông CO2 lần II (pH=7,8-8,5) Đun nóng lần II (75-800C) Lọc ép lần II SO2 Thông SO2 lần I (pH=6,8-7,2) Đun nóng lần II (75-800C) Bốc hơi (55-60Bx) Mật chè thô SO2 Thông SO2 lần II (pH=6,2-6,6) Lọc kiểm tra Mật chè trong Trong ba phương pháp trên, phương pháp CO2 thông thường được dùng phổ biến nhất trong sản xuất đường. Điều kiện công nghệ của phương pháp CO2 thông thường: 1. Cho vôi sơ bộ Lượng vôi phụ thuộcvào thành phần và pH của nước mía hỗn hợp, thường dùng 0,2% so với trọng lượng nước mía hỗn hợp. Tác dụng của vôi là trung hoà nước mía, làm đông tụ và kết tụ axit hữu cơ và keo, lọc ép lần I dễ dàng, giảm màu sắc. ở nhà máy đường củ cải thường cho chảy về một lượng đường nhất định đã thông CO2 lần I để tạo nhân kết tủa khi cho vôi sơ bộ .Nhưng nước mía chứa nhiều đường khử mà nước mía thông CO2 lần I có độ kiềm cao có thể làm đường khử phân huỷ nhiều nên ít A 2. Thông CO2 lần thứ hai Mục đích của thông CO2 lần hai là giảm tối đa hàm lượng vôi và muối canxi trong nước mía và tiếp tục nâng cao nâng cao độ tinh khiết của nước mía. Nếu vôi và muối không được tách ra ở thiết bị bốc hơi sẽ đóng cặn nhanh chóng. Sau thông CO2 lần I thường còn 0,04-0,06% CaO ở trong nước mía lọc trong. 3. Ưu khuyết điểm của phương pháp thông CO2 Ưu điểm: - Hiệu quả làm sạch tốt. Chênh lệch độ tinh khiết của nước mía trước và sau làm sạch đến 4-5 lần. - Loại khỏi nước mía một lượng lớn chất keo, chất màu và chất vô cơ (MgO, Fe2O3, Al2O3). Hàm lượng muối canxi trong nước mía trong ít - Đóng cặn trong thiết bị ít do đó giảm lượng tiêu hao hoá chất dùng thông rửa nồi bốc hơi. - Chất lượng sản phẩm tốt, bảo quản lâu. Hiệu suất thu hồi đường cao. Khuyết điểm: - Lượng tiêu hao nguyên liệu, hoá chất nhiều. Lượng vôi dùng gấp 20 lần so với phương pháp SO2 và 10 lần so với phương pháp vôi, dùng nhiều khí CO2. - Sơ đồ công nghệ và thiết bị tương đối phức tạp. - Kỹ thuật thao tác yêu cầu cao. Nếu khống chế không tốt, dễ sinh hiện tượng đường khử phân huỷ (do khống chế pH kiềm mạnh, thiết bị thông CO2 lần I thường xẩy ra hiện tượng tràn bọt, ở gian đoạn bốc hơi trị số pH giảm nhiều). Trên đây giới thiệu các phương pháp làm sạch nước mía. Phương pháp vôi dùng để sản xuất đường thô. Thiết bị và quy trình công nghệ tương đối đơn giản nhưng hiệu suất thu hồi đường thấp. Phương pháp sunfit hoá cho sản phẩm đường trắng. Trong quá trình bảo quản đường dễ bị ẩm và biến màu. Phương pháp cacbonat hoá cho sản phẩm đường trắng, chất lượng đường có thể dùng trong công nghệ đồ hộp. Hiệu suất thu hồi đường cao nhưng quy trình công nghệ thiết bị phức tạp, yêu cầu kỹ thuật cao. Nếu dùng phương pháp trao đổi ion, chất lượng đường trắng tốt, giảm đóng cặn ở thiết bị, lượng mật cuối ít, hiệu suất thu hồi cao, thường dùng trong sản xuất đường tinh luyện và glucoza. Nhưng giá thành sản phẩm cao, mất nhiều thời gian tái sinh chất trao đổi ion và tiêu hao nhiều hoá chất… III. Cô đặc nước mía. III.1. Cơ sở lý thuyết của cô đặc. Việc lấy đường từ nước mía được tiến hành theo hai giai đoạn: cô đặc nước mía ở thiết bị công thức đựac thành mật chè và nấu mật chè ở thiết bị nấu chân không. Nhiệm vụ của hệ cô đặc là bốc hơi nước mía có nồng độ 13- 15Bx đến nồng độ 60 - 65Bx. Nếu cô đặc nước mía đến nồng độ chất khô quá cao (ví dụ lên tới 70Bx) sẽ xuất hiện tinh thể đọng lại trong đường ống và bơm. Mặt khác nồng độ mật chè quá lớn, độ nhớt lớn khiến lọc khó khăn. III.2. Thao tác và khống chế quá trình cô đặc. Để thực hiện tốt quá trình cô đặc cần thao tác và khống chế các vấn đề chủ yếu sau đây. 1. Khống chế độ chân không và áp suất hơi Nhiệt độ và áp suất trong các thiết bị cô đặc có liên quan mật thiết đến nhiệt độ sôi của dung dịch trong các thiết bị đó. Độ chân không càng cao, điểm sôi càng thấp, áp suất hơi càng lớn, dung dịch đường sôi càng mạnh. Thường độ chân không của thiết bị cuối hệ cô đặc khoảng 580 - 600 mmHg. Nếu độ chân không cao hơn nữa dẫn đến độ nhớt lớn ảnh hưởng tới đối lưu vfa truyền nhiệt. Trong trường hợp áp suất hơi hiệu Im không đủ, đọ chân không các hiệu tăng cao sẽ ảnh hưởng tới năng suất bốc hơi. Để giải quyết vấn đề đó cần mở ti van hơi hiệu I và điều chỉnh van hơi ở phòng đốt các hiệu sau, đóng nhỏ van nước mía vào đến khi trở lại trạng thái bình thường. Nếu xảy ra trường hợp ngược lại, đóng van hợi hiệu I nhỏ (giảm nguồn nhiệt), mở to van chân không, ống thoát ngưng tụ và van nước mía vào. 2. Khống chế chiều cao dung dịch Để tránh hiện tượng “chạy” đường cần khống chế tốt tốc độ bốc hơn và chiều cao dung dịch. Lúc hiệu số nhiệt độ có ích lớn, tốc độ bốc hơi và chiều cao dung dịch. Lúc hiệu số nhiệt độ có ích lớn tốc độ bốc hơi tăng, cần duy trì ổn định chiều cao dung dịch, nếu chiều cao dung dịch lớn cần mở to van để dung dịch chảy ra một ít. Trường hợp độ chân không hai hiệu liền nhau sai khác nhau nhiều, dung dịch không thể từ hiệu trước chảy ra hiệu sau, cần mở to van dung dịch ra, nếu không có kết quả thì điều chỉnh độ chân không hiệu đó nhỏ lại và tăng độ chân không hiệu sau. 3. Khống chế lượng hút hơi thứ Trong điều kiện kỹ thuật nhất định, lượng hơi thứ cần hút nhất định. Nếu lượng hơi hút dùng luôn thay đổi sẽ dẫn đến thay đổi hiệu số nhiệt độ có ích của các hiệu, ảnh hưởng đến nồng độ mật chè. Nếu dùng hơi thứ cho nấu đường thì lượng hơi đó cần lấy ở hai nguồn: hơi thải và hơi thứ vì nấu đường không liên tục. Dựa vào kinh nghiệm, lượng hơi thứ dùng cho nấu đường khoảng khoảng 60-70% tổng lượng hơi của nấu đường là thích hợp. 4. Thoát nước ngưng tụ Việc thoát nước ngưng tụ ở các hiệu có quan hệ chặt chẽ đến tốc độ bốc hơi. Nếu có một hiệu nào đó thoát nước ngưng không tốt, nước ngưng đọng lại nhiều trong phòng đốt ,giảm lượng hơi đốt vào phòng và ảnh hưởng đến tốc độ bốc hơi thì cần mở van khí không ngưng ở phòng đốt to hơn để việc thoát nước ngưng được dễ dàng. 5. Thoát khí không ngưng Khí không ngưng ở phòng đốt cần thoát ra bình thường .Sự tồn tại của khí không ngưng trong phòng đốt sẽ làm giảm hệ số cấp nhiệt của hơi và do đó giảm năng suất bốc hơi. Nếu việc thoát khí không ngưng không tốt ở một hiệu nào đó thì áp suất hiệu trước tăng cao và ở hiệu đó có hiện tượng giảm áp suất. Lúc đó cần mở to van xả khí không ngưng đến khi trở lại trạng thái ổn định. IV. Nấu và kết tinh đường. Nhiệm vụ nấu đường là tách từ mật chè, đưa dung dịch đến quá bảo hoà. Sản phẩm nhận được sau khi nấu gọi là đường non gồm tinh thể đường và mật cái. Quá trình nấu đường được thực hiện trong nồi nấu chân không để giảm nhiệt độ sôi dung dịch, tránh hiện tượng caramen hoá và phân huỷ đường. Nhiệt độ nấu đường trong khoảng 70-800C. Đối với các sản phẩm cấp thấp quá trình kết tinh còn tiếp tục thực hiện trong các thiết bị kết tinh còn tiếp tục thực hiện trong các thiết bị kết tinh làm lạnh bằng phương pháp giảm nhiệt độ. IV.1. Quá trình nấu đường. IV.1.1. Nấu đường gián đoạn. Có thể chia quá trình nấu đường ra 4 giai đoạn: cô đặc đầu, tạo mầm, nuôi tinh thể và cô đặc cuối. 1. Cô đặc đầu Cô dung dịch đến nồng độ cần thiết để chuẩn bị cho sự tạo tinh thể. Tuỳ theo phương pháp gây mầm mà khống chế nồng độ khác nhau. Giai đoạn này cô ở chân không thấp nhất (600-620mmHg) để giảm nhiệt độ sôi dung dịch, giảm sự phân huỷ đường. Lượng nguyên liệu gốc cần phải phủ kín bề mặt truyền nhiệt của nồi nấu hiện tượng cháy đường. 2. Sự tạo mầm tinh thể Đây là thời điểm quan trọng của quá trình nấu đường. Dùng kinh nghiệm hoặc các dụng cụ kiểm tra để tìm thời điểm tạo mầm tinh thể. Có thể quan sát sự thay đổi nồi nấu như sau: đầu tiên dung dịch sôi mạnh, các bọt hơi chuyển động nhanh trên kính quan sát. Khi cô đặc độ dộ nhớt dung dịch tăng lên, sự truyền nhiệt và sự sôi giảm, các bọt khí chuyển động rất chậm, đồng thời các giọt mật rơi chậm trên kính cà để lại nhiều vết. Có các phương pháp tạo mầm tinh thể sau: - Tạo mầm tự nhiên - Phương pháp kích thích - Phương pháp tinh chúng - Nấu giống - Đường hồ 3. Nuôi tinh thể Sau khi tinh thể đã tạo đủ, nhanh chóng dùng nguyên liệu hoặc nước nấu 2-3 lần để giảm độ quá bảo hoà xuống còn 1,05-1,10 không cho tinh thể mới xuất hiện. Giai đoạn này gọi là cố định tinh thể. Nhiệm vụ của giai đoạn tiếp theo là nuôi các tinh thể lớn lên nhanh chóng và đều, cứng, bảo đảm chất lượng của đường bằng cách nấu với các nguyên liệu đã được phối liệu. Nguyên tắc chung là nguyên liệu cho vào nấu phải có nhiệt độ lớn hơn nhiệt độ trong nồi từ 3-50C để giữ độ sôi trong nồi, tăng khả năng truyền nhiệt và trộn đều voái đường non trong nồi. Ngoài ra nguyên liệu có độ tinh khiết cao cho vào trước, độ tinh khiết thấp cho vào sau để không ảnh hưởng đến chất lượng thành phẩm. ở công đoạn này có hai phương pháp nấu: nấu gián đoạn và nấu liên tục. 4. Cô đặc cuối Khi đạt kích thước thì ngừng cho nguyên liệu, cô đến nồng độ ra đường, tránh cô đặc nhanh vì có thể tạo thành các tinh thể dại. Lúc này lượng nước bốc hơi ít nên đóng dần van hơi lại, tránh nhiệt độ cao và chú ý đến sự đối lưu của khối đường non trong nồi. IV.1.2. Nấu liên tục. Về nguyên tắc có thể tiến hành nấu liên tục: - Trong một nồi loại tuần hoàn cưỡng bức với hàm lượng tinh thể thấp từ 10-30%. - Khi kết hợp giữa bay hơi mật chè ở nhiệt độ cao và nồng độ cao. Kết hợp với cho nguyên liệu, cho giống, làm lạnh để giảm đến nhiệt độ kết tinh và nuôi tinh thể lớn. - Khi sử dụng một loạt nồi nhân không, nhân tinh thể cho vào nồi đầu, đường non sẽ đi qua lần lượt các nồi cho đến nồi thành phẩm cuối cùng. V. Ly tâm, sấy, đóng bao và bảo quản. V.1. Ly tâm. Đây là giai đoạn tách tinh thể ra khỏi mật bằng lực ly tâm trong các thùng quay có tốc độ cao. Sau khi ly tâm nhận được đường mật nâu và mật trắng. V.2. Sấy đường. Đường cát sau khi ly tâm nếu rửa nước có độ ẩm 1,75% trong trường hợp rửa hơi độ ẩm là 0,5% và nhiệt độ là 70-800C. Sấy đường nhằm mục đích làm cho màu sắc thành phẩm được bóng sáng và đường khô, không bị biến chất khi bảo quản. Quá trình sấy đường tương đối dễ vì tinh thể sacaroza không ngậm nước, chủ yếu là tách ẩm trên bề mặt tinh thể, hơn nữa độ ẩm ban đầu của đường nhỏ. Vì vậy thiết bị sấy đường không phức tạp, nhưng sấy xong bắt buộc phải làm nguội đến nhiệt độ trong phòng để tạo điều kiện tốt cho việc bảo quản sau này. V.3. Bảo quản. Sau khi sấy và làm nguội, đường được vận chuyển bằng hệ thống băng tải sang các sàng phân loại rồi đến các phễu chứa đường. Sau đó đóng bao 50 kg trên máy đóng bao. Dùng băng tải hoặc xe tay chở đường vào kho. Cũng như các loại thực phẩm dạng bao bì, các bao đường được xếp thành từng dãy trong kho, có thể xếp cao 4-5m. Kho khô ráo, độ ẩm không khí 60% thì tốt. Chương III tính toán thiết kế thiết bị sấy tầng sôi I. LựA CHọN PHƯƠNG áN. I.1. Mục đích và các yêu cầu. Đường sau quá trình ly tâm độ ẩm u1 = 0.5%. Để bảo quản chất lượng, đường phải được đưa vào thiết bị sấy tầng sôi làm giảm độ ẩm xuống còn u2 = 0.05%. Nhiệm vụ cần giải quyết của phần này là: Lựa chọn tính toán, thiết kế thiết bị sấy tầng sôi đảm bảo được năng suất và các yêu cầu công nghệ. I.2. Một số thiết bị tầng sôi đã được sử dụng. Thiết bị tầng sôi hiện nay được ứng dụng rộng rãi trong công nghiệp. Từ các yêu cầu cụ thể của công nghệ và vật liệu mà trong thực tế người ta dùng các thiết bị khác nhau. Người ta thường dùng các thiết bị có dãy hình trụ có cánh khuấy, hình trụ đáy nón hoặc các thiết bị hình nón có đáy tạo thành một góc 20 -600 so với trục thiết bị. Dòng tác nhân thường đi theo trục thiết bị từ dưới lên, kéo theo các hạt rắn và văng ra xa xung quanh theo các thành của thiết bị. Các hạt rắn sẽ trượt theo thành xuống phía dưới ra ngoài theo cửa mở. 1) Thiết bị hình nón. 2) Thiết bị tầng sôi hình trụ đáy nón. 3) Thiết bị tầng sôi hình trụ 4) Thiết bị có đáy hình trụ. 5) Thiết bị tầng sôi có cánh khuấy. 6) Thiết bị hình máng. I.3. Lựa chọn phương án. Dựa trên các mẫu thiết bị đã có phân tích các ưu điểm ta chọn thiết bị tầng sôi loại hình máng. Kết cấu đơn giản, đảm bảo yêu cầu. Không tạo ra độ xoáy mạnh của dòng khí nóng. Kỹ thuật kinh tế, với mục đích đạt được cường độ trao đổi nhiệt cao, đơn giản, dễ chế tạo, sữa chữa, thao tác vận hành thuận tiện, giá thành thấp nhất. I.4. Cấu tạo và nguyên lý hoạt động của hệ thống sấy tầng sôi. Hệ thống sấy tầng sôi có cấu tạo như sau: * Nguyên lý: Tác nhân sấy được quạt hút từ buồng hoà trộn thổi vào dưới ghi buồng sấy. Ghi buồng sấy là 1 tấm thép có đục lỗ thích hợp hoặc lưới thép để tác nhân sấy đi qua những hạt không lọt xuống được. Vật liệu sấy ẩm được cơ cấu nạp liệu đổ xuống thép ghi. Với tốc độ đủ lớn, thích hợp tác nhân sấy có nhiệt độ cao, độ ẩm tương đối bé đi qua lớp vật liệu trong buồng sấy này các hạt lên và làm cho lớp hạt xáo trộn bập bùng trong dòng tác nhân sấy như hình ảnh 1 dịch thể đang sôi. Vì vậy người ta gọi hệ thống sấy kiểu này là hệ thống sấy tầng sôi. Rõ ràng khi đó hệ khí hạt có đầy đủ tính chất như 1 chất lỏng chẳng hạn: tính linh động, tính điền đầy, tính chảy. Quá trình sôi cũng là quá trình trao đổi nhiệt mãnh liệt giữa tác nhân sấy và vật liệu sấy. Các hạt khô hơn nên nhẹ hơn sẽ nằm ở lớp trên của tầng sôi. ở một độ cao nhất định các hạt khô sẽ rơi vào buồng chứa sản phẩm 6 để ra ngoài. Có nhiều hạt nhỏ, nhẹ bay theo tác nhân sấy, do đó bố trí 1 xyclon dẫn 7 trên đường thải tác nhân sấy để thu hồi sản phẩm bay theo. Máy sấy tầng sôi có ưu điểm là cường độ sấy lớn, năng suất cao, cấu tạo đơn giản, sấy đồng đều, có thể cơ khí hoá và tự động hoá hoàn toàn. Tuy nhiên máy sấy tầng sôi có nhược điểm là khó khống chế độ làm việc ổn định do vật liệu bị đảo trộn mạnh lên dễ bị vỡ vụn, tạo bụi, bào mòn thiết bị và tốn năng lượng cho các thiết bị thu hồi. II. Tính toán thiết bị sấy. II.1. Tính lượng ẩm cần bay hơi trong một giờ. Gọi m1, u1 và m2, u2; Tương ứng là khối lượng và đội ẩm tương đối của vật liệu sấy đi vào và đi ra khỏi buồng sấy: Theo công thức 7.1 (Tài liệu 1.). ΔU = m1 - m2. (III.1) Hay ΔU = m1.u1 - m2u2. (III.2) Trong đó: u1, u2 được viết bởi giá trị thực. ΔU: là lượng ẩm cần mang đi khỏi vật liệu cần sấy. Nếu viết các giá trị u1, u2 theo giá trị phần trăm (%). Thì công thức (II.2.) trở thành: (III.3.) Để đơn giản ta viết độ ẩm của vật liệu sấy theo giá trị thực của nó. Do khối lượng của vật liệu khô trước và sau quá trình sấy là không đổi nên ta có thể viết: mK = m1(1- u1) = m2( 1- u2). (III.4.) Trong đó: mK Là khối lượng vật chất khô có trong vật cần sấy. Kết hợp (II.2.) và (II.4.) chúng ta có thể tính được lượng ẩm cần bốc hơi trong một giờ khi biết năng suất thiết bị m2 hoặc biết năng suất vào vật liệu m1 và độ ẩm trước và sau quá trình sấy u1, u2. Theo đầu bài ta đã có: Năng suất thiết bị m2 = 450 kg/h. Độ ẩm trước khi sấy u1 = 0.5%. Độ ẩm sau khi sấy u2 = 0,05%. Vậy từ công thức (III.4.) ta có: ΔU = m2. = . Từ đây ta cũng tính được khối lượng vật liệu được đưa vào thiết bị sấy trong một giờ. m1 = m2 + ΔU = 450 + 23,4 = 473,4 kg/h. II.2. Quá trình sấy lý thuyết. Để xác định j2, Q0 của quá trình sấy lý thuyết ta phải biết được các thông số của khí trời và các thông số của tác nhân sau calorifer. Do đặc điểm thời tiết ở Việt Nam, Miền Bắc chia làm bốn mùa rõ rệt trong đó Mùa đông thường lạnh giá và độ ẩm không khí xuống thấp có khi nhiệt độ xuống tới 100C và độ ẩm không khí xuống dưới 60% còn mùa hè khí hậu nóng ẩm mưa nhiều có khi nhiệt độ lên tới 40 ữ 420C độ ẩm lên tới 90% còn hai mùa còn lại nhiệt độ thường từ 25 ữ 35 0C độ ẩm thường 70 ữ 85 %. Trong khi đó ở Miền Nam thì khí hậu lại nắng nóng quanh năm nhiệt độ trung bình từ 28 ữ 38oC độ ẩm trung bình 89%. Căn cứ vào các điều kiện trên ta chọn điều kiện của không khí ngoài trời là: t0 = 300C, j0 = 85%. Xác định d0 và I0. Để xác định d0 và I0 ta dựa vào đồ thị I - d của không khí ẩm. Từ điểm gặp nhau của các đường t = 300C và j = 85% ta xác định được điểm A có các thông số sau: I0 = 22 kcal/kgk2khô = 90 kJ/kg,k2khô d0 = 23 g/kgk2khô = 0,023 kg/k2khô. Xác định I1; j1. Không khí ẩm ngoài trời được đưa vào buồng đốt để nâng nhiệt độ đến nhiệt độ sấy thành tác nhân sấy trước khi vào thùng sấy, trong quá trình nâng nhiệt của không khí ẩm thì độ chưa ẩn d không đổi. Từ điều kiện sấy có t1 = 600C; d1 = d0 ta tìm được điểm B có các thông số sau: I1 = 28kcal/kgk2khô = 117,24 kJ/kg,k2khô. j1 = 17%. Xác định trạng thái của tác nhân ở sau thùng sấy. Để xác định được điểm C là điểm trạng thái của tác nhân sau quá trình sấy ta phải biết một trong hai thông số t2 hoặc d2. Vì đường sau khi sấy có thể đem đóng gói ngay hoặc được làm nguội một chút trước khi đóng gói, nên ta chọn nhiệt độ của tác nhân sấy sau buồng đốt là 35 0C vì quá trình sấy lý thuyết là quá trình dẳng I nên bằng đồ thị I - d của không khí ẩm ta xác định được điểm C có các thông số sau: I2 = I1 = 29 kcal/kgk2khô = 121kJ/kg, k2khô d2 = 34 g/kgk2khô = 0,034 kg/k2khô. Từ đây ta có thể xác định được đường cong sấy lý thuyết. Tính lượng không khí cần thiết cho quá trình sấy lí thuyết: Để tính lượng không khí cho quá trình sấy lý thuyết ta thiết lập phương trình cân bằng vật chất cho thùng sấy. Trong quá trình sấy, tác nhân sấy và vật liệu ẩm trao đồi ẩm cho nhau: Theo công thức (4 - 16 ) tài liệu II: m1.u1 + G1. d1 = m2.u2 + G2. d2 (III.5.) Trong đó: m1, m2 lần lượt là khối lượng của vật sấy đi vào và sản phẩm đi ra; u1, u2 lần lượt là độ ẩm của vật sấy và sản phẩm sấy; d1, d2 lần lượt là hàm ẩm của không khí vào và ra; G1, G2 lần lượt là khối lượng của không khí vào và ra khỏi thiết bị; Từ công thức (II.4.) ta có: m1.u1 - m2.u2 = G2. d2- G1. d1 (III.6.) Nếu bỏ qua tổn thất không khí tại buồng sấy ta có: G1 = G2 = G0 = G Hơn nữa: m1.u1 - m2.u2 = ΔU. Thay các giá trị trên vào công thức (III.6) ta có: G(d2- d1) = ΔU (III.7) hay G = (III.8) Với: d2 = 0,034 kg/k2khô. d1 = 0,023 kg/k2khô. ΔU = 23,4 kg/h. Ta được: G = = 2127,3 kg k2/h. Chia cả hai vế cho ΔU ta được lượng không khí khô cần để làm bay hơi 1kg ẩm khỏi vật sấy khi đi qua calorifer hàm ẩm của không khí không đổi vậy lượng khí trời cần để làm bay hơi 1kg ẩm từ vật sấy trong 1 giờ là: G’ = = = 90,9 kg k2/kg ẩm bh. Xây dựng đồ thị sấy lý thuyết. Biểu đồ sấy lý thuyết A 25 C d0 d1 I kJ/kg kk 60 C 300C B d g/kg kk d2 j = 85 % C j = 1 j = 90% I = const II.3. Tính toán quá trình sấy thực. II.3.1. Xác định tốc độ làm việc tối ưu Wt. Để xác định tốc độ làm việc tối ưu ta căn cứ vào hệ số Reynol. Theo công thức (4-120) tài liệu I ta tính được tốc độ dòng tác nhân lúc bắt đầu quá trình sôi được tính theo hệ số Reynol tới hạn: (III.9) Trong đó: Ar - số Archimedes e - độ xốp của lớp hạt Chọn e = 0,4 (khi rải lớp hạt bất kỳ) ta có: (III.10) Lúc kết thúc quá trình sôi chuyển sang quá trình vận chuyển hạt ta có vận tốc lắng tính theo số Reynol lắng (III.11) Khi sôi ta chọn độ xốp e = 1, khi đó (III.12) Ar được tính theo công thức (4-123) tài liệu I như sau: (III.13) Trong đó: r, rk - khối lượng riêng của đường và tác nhân sấy, kg/m3 d - đường kính tương đương của hạt đường, m d = 0.5 mm = 5.10-4 m nk- độ nhớt động của tác nhân sấy, m2/s Theo phụ lục 9 tài liệu I ta có các thông số của tác nhân sấy là không khí như sau: nk= 18,97.10-6 m2/s rk= 1,026 kg/m3 r = 750 kg/m3 Thay vào công thức (III.13) ta có: Thay Ar vào (III.10) và (III.12) ta tính được Reth và Rel Từ các hệ số Reynol tới hạn và Reynol lắng ta tính được tốc độ tới hạn và tốc độ lắng của tác nhân II.3.2. Tính cân bằng nhiệt lượng. Nguyên tắc chung của việc thành lập phương trình cân bằng nhiệt lượng là tổng nhiệt lượng vào hệ thống thiết bị bằng tổng nhiệt lượng đi ra (kể cả mất mát ra môi trường xung quanh) của hệ thống thiết bị đó. Trong đó: Q - nhiệt lượng tiêu hao chung cho máy sấy, w. Qs- nhiệt lượng tiêu hao ở lò sấy w. q = Q/W nhiệt lượng tiêu hao riêng cho máy sấy. qs = Qs/W nhiệt lượng tiêu hao ở lò sấy. Io, I1, I2 - nhiệt lượng của không khí trước khi vào lò đốt, sau khi ra khỏi lò sấy( bắt đầu vào thiết bị sấy) và sau khi ra khỏi phòng sấy, j/kgkk. to,t1,t2 - nhiệt độ của không khí trước khi vào lò đốt, sau khi ra khỏi lò đốt và sau khi ra khỏi thiết bị sấy, oC. q1, q2-nhiệt độ của vật liệu trước khi vào phòng sấy và sau khi ra khỏi phòng sấy, oC. Svl, Cw, C- nhiệt dung riêng của vật liệu, của bộ phận vận chuyển và của nước ở C’, j/kgoC. G1, G2,Gvo- khối vật liệu trước, sau khi sấy và khối lượng của bộ phận vận chuyển vật liệu sấy, kg/h td, tco- nhiệt độ trước và sau khi sấy của bộ phận vận chuyển, kg/h. Qm, qm = Qm/W - nhiệt mất mát và nhiệt lượng mất mát riêng đối với 1 kg ẩm ra môi trường xung quanh, W và j/kgẩm. Dựa vào hình ta có: Nhiệt lượng đưa vào thiết bị gồm: Nhiệt lượng do tác nhân nhận được từ calorifer QK. Nhiệt lượng do không khí mang vào G.I0. Nhiệt lượng do vật sấy mang vào: m1.C1.t1. Nhiệt lượng do các thiết bị chuyền tải mang vào: m’1.C’1.t’1. Nhiệt bổ sung QBS. Nhiệt lượng mang ra khỏi thiết bị gồm: Nhiệt lượng khí thải ra G.I2.. Nhiệt lượng do sản phẩm mang ra m2.C2.t2. Nhiệt lượng tổn thất qua kết cấu bao che QBC. Nhiệt lượng do phương tiện vận chuyển mang ra: m’2.C’2.t’2. Phương trình cân bằng nhiệt: G.I0 + QK + m1.C1.t1 + m’1.C’1.t’1 + QBS = G.I2.+ QBC + m2.C2.t2 + m’2.C’2.t’2 * Các dòng nhiệt lượng đi vào máy sấy. + Do không khí G.Io. + Do vật liệu: m1.Cvl.t1 + Do bộ phận vận chuyển: mvc.Cvc.tvc= QVC + Do tác nhân nhận được từ calorifer Qk + Do bổ sung nhiệt Qbs * Các dòng nhiệt mang ra khỏi máy sấy. + Do không khí thải: G.I2. + Do vật liệu sấy: m2.Cvl.t2. + Do bộ phận vận chuyển: mvo.Cvoto. + Do mất mát ra môi trường xung quanh Qbc Vậy ta có phương trình cần bằng nhiệt: G.I0 + QK + m1.C1.t1 + m’1.C’1.t’1 + QBS = G.I2.+ QBC + m2.C2.t2 + m’2.C’2.t’2 (III.14) Do không co đốt nóng bổ sung và không có bộ phận vận chuyển nên QBS, QCT = 0. Phuong trình chỉ còn: G.I0 + QK + m1.C1.t1 = G.I2 + m2.C2.t2 + QBC (III.15.) (III.16) q = qs = + qvl + qvc + qm - t1 .C (III.17) Đặt Sq = qvl + qvc + qm gọi là tổng nhiệt lượng tiêu tốn vì nó không làm bốc hơi nước trong vật liệu sấy mà chỉ dùng nó để đun nóng vật liệu sấy, đun nóng bộ phận vận chuyển và bù vào mất mát ra môi trường xung quanh. Vậy ta có: q = qs = + Sq - t1 .C (III.18) Đặt D = t1.C - Sq (III.19) ta sẽ có: qs = - D (III.20) Tính D = t1 .C- (qvl + qvc + qm) (III.21) * Tính qm = Trong đó: k là hệ số truyền nhiệt là tác nhân sấy đến môi trường xung quanh. k = (III.22) với: a1 -hệ số cấp nhiệt từ khối khí đến thành thiết bị a1 = k (a1’- a1’’). và k - hệ số kể đến độ nhám của thiết bị: không > 1,25. a1’-hệ số cấp nhiệt từ không khí đến thành thiết bị do đối lưu cưỡng bức. a1’ = (III.23) Xác định sơ bộ diện tích ghi và chiều cao vật liệu sấy. Diện tích ghi lò tính theo lượng tác nhân sấy lý thuyết. FG = (III.24) Do đó chọn kích thước của ghi là: a.b = 2.1 = 2m2 Đường kính ghi xác định theo công thức: Chiều cao lớp hạt trên ghi, chọn sơ bộ H = 0,25m để bố trí phễu đưa vật liệu sấy vào và ra buồng sấy ta chọn chiều cao buồng sấy: Hb = 4.0,25 =1m Diện tích bao quanh buồng sấy bằng: F = 10m2 đó cũng là diện tích bề mặt truyền nhiệt của thiết bị. Ta có Nu = 0,018.Re0,8.x1 trong đó Re = Ta có tính chất nhiệt vật lý của tác nhân sấy: n = 20,10.10-6 m2/s, l = 2,90.10-2 W/moC Re = --> x1 = 1,18. Vậy Nu = 0,018.155223,8 0,8.1,18 = 301,94. a1’ = - Hệ số cấp nhiệt do đối lưu tự nhiên a1’’ a1’’ = Trong đó Nu = 0,47.Gr0,25 Để tính theo công thức này ta giả thiết rằng nhiệt độ trung bình của thành bên trong thùng tth = 60oC, khi đó nhiệt độ ở lớp ngăn cách là: tlớp = Tại nhiệt độ đó các hằng số vật lý của tác nhân là: n = 20,34.10-6 m2/s ; l = 3,22.10-2 W/moC + Chuẩn số Grashop bằng: Gr = Nu = 0,47.Gr0,25 = 0,47.(4,7310)0,25 = 22,86 a1’’ = = = 0,46 W/m2oC. Vậy hệ số cấp nhiệt từ không khí đến thành thiết bị được xác định: a1 = k(a1’ + a1’’) = 1,25(5,47 + 0,46) = 7,41 W/m2oC (III.25) * Tính hệ số cấp nhiệt từ thành thùng ra khỏi môi trường a2 = a2’ + a2’’ (III.26) Trong đó: a2’’ là hệ số cấp nhiệt do đối lưu tự nhiên: a2’ (III.27) Để biết được a2’ ta giả thiết rằng nhiệt độ trong phân xưởng khi sấy là 30, nhiệt độ lớp cách nhiệt ở thành ngoài của thùng tth = 38oC. Nhiệt độ của lớp biên giới giữa không khí và thành thiết bị: tbg = (30 + 38)/2 = 34oC. ở nhiệt độ này: l = 2,67.10-2 W/moC. n = 16.10-6 m2/s. Chuẩn số Grashop ứng với điều kiện đó: Gr = Nu = 0,47.( 9,9.109)0,25 = 147,117 a2’ = a2’’ hệ số cấp nhiệt bức xạ từ thùng ra ngoài môi trường. (III.28) Trong đó: Co = 5,76 W/m2oK4 - hệ số bức xạ của vật đen tuyệt đối. en = 0,95 mức độ đen của bề mặt thiết bị sấy. a2’’ = 5,76.0,45 Vậy hệ số cấp nhiệt từ thành thùng đến môi trường: a2 = a2’ + a2’’ = 2,38 + 24,084 = 26,464 W/m2oC. Xác định bề dày của lớp cách nhiệt: Giả thiết lớp cách nhiệt có bề dày b2, chọn vật liệu cách nhiệt có chất lượng tốt là polystirol có l2 = 0,047 W/m2oC. Chọn thiết bị sấy làm bằng thép CT3 dày b1= 0,001 m có hệ số dẫn nhiệt là: l1 = 22 ( W/m2oC) Chọn lớp vỏ bảo vệ tôn hoa dày b3 = 0,0001 m có hệ số dẫn nhiệt là: l3 = 45,5 ( W/m2oC) Không kể đến trường hợp sai số riêng ta có thể chọn t1 = t2 và t3 = t4. ở đây t1, t2 là nhiệt độ mặt trong và mặt ngoài của thành thùng; t3, t4 nhiệt độ của thành vỏ bảo vệ. Dùng công thức về sự dẫn nhiệt qua vách thẳng ta tính nhiệt thoát ra khỏi thiết bị: q1 = Sxq.qtrụ = Sxq.a1( ttb- tth1) (III.29) = 3,14.1,6.7,41(60 - 35) = 930 W/m. Mặt khác theo công thức đơn giản ta có: q1 = l2/b2.Sxq( t2 - t3). (III.30) q1 = 930 = à b2 = 64 mm Từ các thông số đã tính ta tính được hệ số truyền nhiệt chung từ tác nhân sấy đến môi trường xung quanh. k = (III.31) k = Xác định hiệu số nhiệt độ trung bình giữa tác nhân sấy và môi trường xung quanh. Dttb = (III.32) Dtl = t1 - 30 = 60 - 30 = 20oC. Dtb = t2 - 30 = 35 - 30 = 5oC. Dttb = Vậy ta tính được lượng nhiệt tổn thất ra môi trường xung quanh: qm = * Tính tổn thất nhiệt độ vật liệu sấy mang đi. qvl = (III.33) qvl = (III.34) Cuối cùng ta có: D = t1.C - qm - qvl = = 30.4,1868 - 25,5 - 112,7 = -113 kJ/kh ẩm. II.3.3. Xác định các thông số tác nhân sấy sau quá trình sấy thực. Xác định đường cong sấy thực tế: Ta đã biết trước t0, ϕ0 ,t1.. Trong quá trình nung nóng không khí bằng calorifer thì hàm ẩm của nó không đổi: d1 = d0 Theo công thức (4 - 74) và (4-79) Tài Liệu I entanpi của không khí trước và sau calorifer được tính như sau : I0 = t0 + (2500 + 1,86.t0).d0 = 30 + (2500 + 1,86.30). 0,023 = = 88,78 kJ/kgk2khô. I1 = t1 + (2500 + 1,86.t1).d1 = 60 + (2500 + 1,86.60). 0,023 = = 120 kJ/kgk2khô. Theo công thức (4-51) Tài Liệu I d2 được xác định bởi hệ phương trình: (III.35) d2 = = = 0,033 kg/k2khô. f 2 = (III.36) Trong đó: P - áp suất khí trời mmHg; Ph.2 - áp suất riêng của hơi nước ở nhiệt độ t2; Theo công thức (2.31) Tài Liệu II theo dạng Antoine: Ph.2 = exp, bar; (III.37) Thay t = t2 = 350C ta có: Ph.2 = exp = 0,056 (bar) Vậy f 2 = = 0,90 = 90%. Xác định lượng không khí khô cần thiết cho quá trình sấy thực và nhiệt lượng cần cung cấp cho calorifer: Theo công thức (4 - 46): G’ = = =100 kg k2 khô/kg ẩm. Theo công thức (4 - 49) qk = G’(I1 - I0) = 100(120 - 88,78) = 3122 kJ/kg ẩm II.3.4. Xây dựng quá trình sấy thực trên đồ thị I-d. Đường cong sấy: ABC20 là đường sấy lý thuyết. ABC là đường sấy thực tế. II.3.5. Tính chính xác các thông số kích thước cơ bản của thiết bị sấy. Diện tích ghi thực tế: FG = Chọn diện tích ghi là 2 m2 Kích thước của ghi: a.b, lấy 1 chiều dài : a = 2; b = 1nên khối lượng vật liệu nằm trên ghi: G = (III.38) Trong đó: DU - khối lượng ẩm bay hơi. q’- nhiệt lượng riêng mà vật liệu sấy nhận được bằng nhiệt lượng có ích cần thiết để bốc hơi ẩm q1 và nhiệt lượng tổn thất do đốt nóng vật liệu qvl. q’ = q1 + qvl = i2 - C1.t1 + qvl = 2500 + 1,842.2,45 - 4,186.30 +177 (III.39) = 2676,17 kJ/kg ẩm. a- hệ số trao đổi nhiệt giữa tác nhân sấy và vật liệu sấy: a = (III.40) Khi đó: Nu = 0,0283.Fe0,6.Re0,65 (III.41) Nu = 0,0283.226,790,6.1059,330,65(0,25/0,0067)-0,34 = 88,09 W/ m2oC. * Độ chênh lệch nhiệt độ trung bình giữa tác nhân sấy và vật liệu sấy: Dttb = (III.42) Dtl = t1 - 30 = 60 - 30 = 30 oC. Dtb = t2 - 30 = 35 - 30 = 5 oC. Dttb = Khối lượng đường thường xuyên nằm trên ghi: m = (III.43) Tính lại chiều cao lớp hạt nằm trên ghi H. H = (III.44) Do chọn sơ bộ H= 0,25 m thực tế H = 0,05 m nên khối lượng thóc thường xuyên nằm trên ghi là  m = 75.0,05/0,25 = 15 kg. Thời gian sấy trung bình của vật liệu sấy: t = (III.45) m1,m2 (kg/h) - khối lượng hạt được đưa vào và đưa ra khỏi hệ thống sấy ( thời gian hạt nằm trên lớp sôi): t = II.4. Tính bền thiết bị. Chọn vật liệu làm thiết bị là thép CT3. Các ứng suất cho phép xác định theo giới hạn bền theo các công thức như sau: ứng suất cho phép xác định theo giới hạn kéo. [sk] = (III.46) Trong đó: [sk] - ứng suất kéo cho phép. sk - ứng suất khi kéo. m - hệ số an toàn theo giới hạn kéo. [sk] = + ứng suất cho phép xác định theo giới hạn chảy: [sc] = Lấy [sc] theo giá trị nhỏ trong hai giá trị tính được. Vậy ứng suất cho phép: [s] = 186,7 ( N/m2). * Kiểm tra bền thiết bị : Bề dày thiết bị phải thoả mãn. (III.47) Trong đó: - D - kích thước trung bình của thiết bị . - Po - áp suất Po = 1,3.P = 1,3.1973 = 2332 N/m2. - C- hệ số dư. C = C1 + C2 + C3 (III.48) với C1: hệ số ăn mòn C1 = 0,0001 m. C2 - hệ số dư dung sai dự trữ C2 = 0,0001 m. C3 - hệ số dư bào mòn C3 = 0. C = 0,0001 + 0,0001 + 0 = 0,0002 ( m). - j - hệ số mối hàn (hàn hồ quang tay) j = 0,75. < Vậy thân tháp dày 10 mm đảm bảo đủ bền. Chương iv Tính toán xyclon lắng bụi Theo (2-35) ta có năng suất khí cần lắng Q= G’’.r (IV.1) Trong đó: G’’ là năng suất khí cần lắng. Theo phần tính toán nhiệt thiết bị sấy ta có: G’’ = 2340m3/h r: là khối lượng riêng của không khí cần lắng. Theo phụ lục 9 tài liệu I chọn: r = 1,134 kg/m3. Thay các thông số vào công thức (III.49) Ta có: Q = 2340.1,134 = 2653 m3/h Theo năng suất yêu cầu Q= 2653 m3/h. Ta chọn 2 Cyclon làm việc song song. Khi đó năng suất làm việc của một Cyclon là: Q1 = 2400/2 = 1326,5 m3/h. Với năng suất yêu cầu ta chọn xyclon kiểu HuuoGAZ15 Với góc nghiêng a = 150 Có hệ số trở lực x = 105 Đường kính Cyclôn xác định theo công thức (III.47-II): (IV.2) Q - Năng suất khí cần làm sạch (m3/s) Wq- Vận tóc quy ước Để xác định vận tốc quy ước ta chọn trước tỷ số DP - Trở lực xyclon (N/m2) rk- Khối lượng riêng khí cần làm sạch (kg/m3) Xác định vận tốc quy ước Theo công thức (III.48-II): (IV.3) Thay các giá trị vào (III.50) ta có: Theo tiêu chuẩn chọn đường kính xyclôn D = 216 mm - Trở lực xyclon: Theo công thức (III50-II): (IV.4) rk: Khối lượng riêng khí bụi rko: khôí lương riêng khí ở 00C Kích thước cơ bản xyclon theo đường kính Theo bảng (III.4-[3]) ta có: + Đường kính ống tâm d1= 0,6.D = 0,6.216 = 130 mm + Chiều cao phần trụ Ht = 2,26.D = 2,26.216 = 490 mm + Chiều cao phần nón Hn= 2.D = 2.216 = 432 mm + Chiều rộng cửa vào b = 0,26.D =0,26.216 = 117 mm + Chiều cao tổng xyclon H = 4,56.D = 4,56.216 = 990 mm + Chiều cao cửa vào h = 0,66.D = 0,66.450 = 297 mm + Chiều cao bên ngoài ống tâm h4 = 0,3.D = 0,3.216 = 65 mm + Chiều cao ống tâm có mặt bích h1 = 1,74.D = 1,74.216 = 380 mm + Đường kính cửa tháo bụi d2 = 0,3.D = 0,3.216 = 65 mm + Góc nghiêng giữa nắp và ống a = 150 + Hệ số trở lực x = 105 Chương V tính toán thiết bị calorifer Hệ số truyền nhiệt: Lượng không khí khô cần thiết cho quá trình sấy thực và nhiệt lượng cần cung cấp cho Calorifer. G / = = 100 kg K2/ kg. ẩm qk = G / (I1 - Io) = 100(120 – 88,78) = 3122 KJ/kg.ẩm qk ở đây mới chỉ tính cho quá trình sấy vật ẩm phần trước chưa tính tổn thất nhiệt do kết cấu bao che Calorifer. Do chưa xác định được các kích thước nên ta cọn sơ bộ diện tích bao che cho Calorifer và ống dẫn từ Calorifer đến thùng sấy là 10m2. Thec công thức (II. 14) qcBC = (V.1) Trong đó: K: là hệ số truyền nhiệt F: tổng diện tích bề mặt truyền nhiệt Dt: độ chênh nhiệt độ giữa trong và ngoài thiết bị Du: lượng ẩm cần bay hơi ở thùng sấy. Vì K là hệ số truyền nhiệt qua kết cấu bao che của Calorifer . cách tính hệ số này giống với cách tính hệ số truyền nhiệt qua kết cấu bao che của thùng sấy. Vì vậy ta bọc cách nhiệt Calorifer giống bọc cách nhiệt ở thùng sấy và chọn tốc độ khí nhiệt độ ra và vào gần giống với thùng sấy thì ta được kết quả tương tự: Vì vậy ta chọn: - Tốc độ trung bình dòng khí qua Calorifer là 1.5 m/s - Nhiệt độ đầu vào của dòng khí t1/ = 30o C - Nhiệt độ đầu ra của dòng khí t2/ = 60o C Và bọc cách nhiệt như phòng sấy: Như vậy ta sẽ có được: K1/ = K1 = 0,65 W/m2.độ Dt = {[(30o+ 60o)/2] + 30o}/2 = 37,5oC Thay các thông số vào công thức (V.1) Ta được: qcBC = = = 10,4 kj/kg.ẩm Vậy: qk/ = qk + qcBC = 3122 + 10,4 = 3132,4 KJ/kg.ẩm Công suất cần cung cấp cho không khí để nâng nhiệt độ từ 30o đến 60oC là: QK = Du.qk/ = 23,4.3132,4 = 73298,6 kj/h Công suất nhiệt này cũng chính kà công suất nhiệt mà khi hơi nước khi ngưng tụ. Theo công thức (2-1) tài liệu III Qk = K.F.Dt (V.2) Và công thức (2 - 2) tài liệu III F = (V.3) Trong đó : - K : là hệ số truyền nhiệt qua các ống truyền nhịêt - Dt : độ chênh lệch trung bình của hơi nước ngưng tụ ở trong ống và không khí chảy bên ngoài ống truyền nhiệt - Q: công suất nhiệt Dựa vào các đặc điểm của quá trình truyền nhiệt, ta chọn Calorifer khói lò, thiết bị này là một kiểu thiết bị truyền nhiệt bằng cách lấy nhiệt độ của khói lò cung cấp cho nhiệt độ của tác nhân sấy. Chọn phương thức truyền nhiệt là thiết bị truyền nhiệt kiểu ống trơn, ở đó: khói lò trong các ống trụ đang được để nung nóng dòng khí chảy ở không gian ngoài ống quá trình truyền nhiệt thông qua bề mặt ngoài của ống truyền nhiệt. Để tính được diện tích bề mặt truyền nhiệt Theo công thức (V.3) ta phải biết Dt và K Tính Dt: Dt là độ chênh lệch nhiệt độ trung bình của một môi chất, ở đây là khói lò trong ống và tác nhân sấy chuyển động bên ngoài ống: Theo công thức (2 - 9) tài liệu III Dt = (V.4) Với Dt1, Dt2 là hiệu nhiệt độ giữa hai môi chất khi vào và ra khỏi thiết bị. Theo sơ đồ cùng chiều Dt1, Dt2 được tính như sau: Dt1 = (t2/ - t1/): Dt2 = (t2// - t1//): t2/ t2// t1// t1/ Trong đó t2/ là nhiệt độ của khói lò điều kiện PN = 1,2 bar. Tra bảng 10: tài liệu IV ta được t2/ = t2// = 105oC t1/ là nhiệt độ của không khí lúc vào thiết bị t1/ = 30oC t1// là nhiệt độ của không khí khi ra khỏi thiết bị t1// = 60oC thay các giá trị trên vào công thức (III.4) ta được: Dt = = = 56,71oC Tính hệ số truyền nhiệt K: * Thông thường trong thiết bị truyền nhiệt để truyền nhiệt một môi chất bên trong ống và không khí bên ngoài ống người ta hay làm cánh cho các ống truyền nhiệt ở phía không khí: Để tính toán hệ số truyền nhiệt K ta chọn sơ bộ vật liệu làm ống như sau: - ống được làm bằng thép có các thông số sau: Đường kính ngoài d2 = 30 mm Đường kính trong d1= 26 mm Hệ số dẫn nhiệt l = 45W/m.oK Với các ống truyền nhiệt được bố trí so le: Có bước dọc s1 = 45 mm Bước ngang s2 = 45 mm Các ống truyền nhiệt dài l = 0,4 m Theo công thức (2 - 126) kích thước xác định dE được tính bằng: dE = (V.5) Trong đó : Fo1 là diện tích các cánh của ống Fc1 là diện tích phần ống không làm cánh Fo1 = P.d2.t.nc = 3,14.0,03.0,005.127 = 0,06 m2 Theo công thức (2 -127) tài liệu III Fc1 = 2..nc (V.6) Thay các thông số đường kính vào ta được: Fc1 = 2..127 = 0,11 m2. Thay Fc1 vào công thức (V.5) ta được: dE = = = 0,024 Tốc độ khí tại khe hẹp Theo công thức (2 - 129) tài liệu III được tính bằng: wmax = (V.6) Với giã thiết ban đầu ta chọn tốc độ không khí ngoài ống bằng tốc độ của tác nhân sấy khi đi trong phòng sấy. w = 2 m/s. Thay vào công thức (V.6) ta được wmax = = 28,38 m/s Nhiệt độ trung bình của không khí bên ngoài ống ttb = = = 450C Từ nhiệt độ 450 C tra bảng 6 tài liệu IV ta được các thông số của khí là: r =1,110kg / m3 l=2.80.10-2 w / m .độ n =17,50.10-6 m3 / s pr =0,698. Theo tiêu chuẩn Raynol: Re = = (V.7) Thay các thông số vào công thức trên ta có: Re==6,45.103 Theo công thức (2.125) tài liệu III đối với ống so le Nuselt được tính bởi: Nuf=0,251.Re0,67()-0,2.( + 1)-0,2 Nuf=0,251.(6450)0,67.()-0,2.()-0,2 =77,96 Hệ số toả nhiệt của cánh được tính bởi công thức Nuselt với đường kính xác định dE như sau: Nuf= (V.8) l : hệ số toả nhiệt của không khí d : đường kính xác định Hệ số toả nhiệt tương đương của phía ống theo công thức (2.118) tài liệu III ta có = (V.9) Trong đó : : hệ số toả nhiệt tương đương của phía ống. F21 : là diện tich truyền nhiệt của ống F21=Fc1= 0,11 : Tra trong tài liệu III. = 0,55 Thay các kết qủa tính toán được vào công thức (V.9) ta được 55 W/m2.0k Với d2/d1=30/26=1,15<1,4 thì hệ số truyền nhiệtđược tính theo công thức (V.13) tài liệu III: KF1= (V.10) Với : hệ số toả nhiệt của môi chất chảy trong ống : chiều dày vách ống : hệ số dẫn nhiệt vách ống. Xác định hệ số toả nhiệt : Theo công thức (3.18) tài liệu IV hệ số toả nhiệt được tính bởi: (V.11) Trong đó g : gia tốc trọng trường, g = 9,81 m/s2 : hệ số dẫn nhiệt của dòng khí W/m.0k : khối lượng riêng của chất khí kg/m3 : độ nhớt động học của chất khí d : đường kính ngoài của ống m tw : nhiệt độ bề mặt vách 0C ts : nhiệt độ bảo hòa. Vì chưa biết nhiệt độ bề mặt vách tw nên ta chọn thử Khi đó tm =105+0,5=110/2=550C tm nhiệt độ xác định Với tm= 550C tra bảng 9 tài liệu IV ta được các thông số vật lý của khí W/m.độ kg/m3 m/s2 Thay các trị số tìm được vào công thức (V.11) ta được: a1 = 0,943 = 154,73 w/m2.oK Với d = 0,5 (d2 – d1) = 0,5.(30 - 26) = 2 mm Thay các trị số vào công thức (III.10) ta được: KF1 = = 157,32 w/m2.oK Khi đó diện tích bề mặt trong ống bằng: F1 = = 2,45 m2. Số ống cần là: Theo công thức (2 - 114) tài liệu III. Ta có: n = = = 44 ống. Chương VI Tính hệ thống quạt Cơ sở để tính chọn quạt cho hệ thống sấy tần sôi là năng suất không khí khô cung cấp cho thiết bị sấy (V) và cột áp toàn phần (DP) VI.1. Xác định cột áp toàn phần DP. Theo công thức (17.37-[2]) DP = DPL + DPÔ + DPS + DPX + DPd (VI.1) DPL- Trở lực Calorifer (mmH2O) DPÔ- Trở lực qua đường ống dẫn tác nhân sấy (mmH2O) DPX- Trở lực xyclôn (mmH2O) DPđ- áp suất động khí thoát ra (mmH2O) DPS- Trở lực thiết bị sấy (mmH2O) VI.1.1. Xác định trở lực thiết bị sấy. Trở lực của dòng tác nhân sấy đi qua lớp vật liệu trong thùng sấy Theo công thức (10.19-[2]) (VI.2) L- Chiều dài thùng sấy (m) W- Tốc độ tác nhân sấy (m/s) rk- Khối lượng riêng tác nhân sấy (Kg/m3) g- Gia tốc trọng trường (m/s2) C1- Hệ số đặc trưng cho độ chặt lớp hạt a - Hệ số thuỷ động + Hệ số thuỷ động a: Theo công thức (10.20-[2]) (VI.3) + Hệ số đặc trưng cho độ chặt của lớp hạt Theo công thức (10.21-[2]) (VI.4) Trong đó x tính theo công thức (10.22-[2]) (VI.5) rV- Khối lượng riêng hạt (kg/m3) rdx- Khối lượng riêng dẫn xuất của khối hạt chuyển động trong thùng sấy (kg/m3) Theo công thức (10.23-[2]) (VI.6) Theo bảmg phụ lục 4 (tài liệu I) rV = 750 kg/m3 Thay vào (5-6) ta có Thay các giá trị tìm được vào (VI.4) Đường kính trung bình của hạt đường lấy bằng d = 0,0005 m Khối lượng riêng của không khí ở nhiệt độ trung bình ttb = 600C Theo phụ lục 9 (tài liệu I) rk = 1,026 kg/m3 Thay các giá trị vào (VI.2) ta có VI.1.2. Xác định áp suất động khí thoát ra. Theo công thức (17.31-[2]) (VI.7) v - Tốc độ dòng khí ra khỏi quạt (m/s) Chọn v = 20 m/s r - Khối lượng riêng của khí ở nhiệt độ t = 600C r = 1,026 kg/m3 Thay vào (V.7) ta có: VI.1.3. Xác định trở lực đường ống. Theo công thức (4.57-[10]) (VI.8) l- Hệ số ma sát giữa dòng khí và ống l- Chiều dài đường ống (m) d- Đường kính ống (m) x- Hệ số trở lực cục bộ W- Vận tốc không khí trong ống (m/s) r- Khối lượng riêng không khí (kg/m3) Theo công thức (4.58-[10]) (VI.9) R- Hệ số trở lực do ma sát trên mỗi mét ống thẳng (mmH2O/m) Z- Tổng trở lực cục bộ (mmH2O) Z: Phụ thuộc vào dạng cấu tạo các đoạn ống cong, Phân nhánh, thu, loe v.v... và vận tốc dòng chảy Theo công thức (4.60-[10]) (VI.10) x- Hệ số trở lực cục bộ g- Trọng lượng riêng không khí (N/m3) g = r.gN/m3 (VI.11) r - Khối lượng riêng dòng khí (kg/m3) W- Vận tốc dòng khí trong ống (m/s) g - Gia tốc trọng trường (m/s2) Lưu lượng dòng khí V = 2563 m3/h (VI.12) F- Diện tích tiết diện ngang của ống (m). Đoạn nối từ hộp tháo liệu xang Cyclon là ống có tiết diện chữ nhật F1 = b.a = 0,117.0,297 = 0,035 m2. Vận tốc khí trong ống chữ nhật là: Đoạn nối từ ống tâm của Cyclon đến quạt là ống tròn có đường kính bằng 130 mm = 0,13m Vận tốc dòng khí chảy trong ống tròn là: W = = 12,35 m/s Tra đồ thị (4.16-[10]) ta có: Với d = 570 mm W = 12 m/s ta được R = 0,75 mmH2O/m Chọn OR/d = 2 Cút chắp 3 múi có hệ số trở lực cục bộ x = 0,25 Thay các giá tri vào (VI.8) và (VI.9) VI.1.4. Trở lực thiết bị lọc túi. đã tính ở phần tính lọc túi là: (mm cột nước ) (VI.13) Trong đó: A: Hệ số thực nghiệm phụ thuộc vào khối lượng riêng và độ nhớt của khí, vào mức độ làm bẩn vải lọc, chọn A = 0,15 n: Chỉ số thực nghiệm Chọn n=1,3 DP = 0,15.201,3=7,5(mm cột nước ) VI.1.5. Tính trở lực calorifer. Đã tính được ở phần calorifer là: trở kháng thuỷ lực (cục bộ và ma sát) của dòng không khí khi qua chùm ống có cánh: theo công thưc (2- 138) và công thức (2-139) Tài liệu III. ξ = 0,72.Re 0,245[ (VI.14) ξ = 0,72(6450)0,245= 0,29. ΔPC = (VI.15) 0,29.1,11. = 41,11 N/m2. Thay các giá trị vào (V.1) ta được: DP = 20 + 150 + 64 + 20 + 3 + 20 = 277 mmH2O VI.2. Công suất của quạt. Bỏ qua ảnh hưởng của khối lượng riêng không khí khô theo nhiệt độ Công suất quạt được tính theo công thức (17.38-[2]) (VI.16) k- Hệ số dự phòng (k = 1,1 á 1,2) chọn k = 1,2 hq- Hiệu suất của quạt (hq = 0,6) V- Lưu lượng thể tích (m3/h) Công suất động cơ điện Theo công thức (4.26-[10]) (VI.17) N - Công suất đặt lên trục quạt (KW) a - Hệ số phụ thuộc công suất Tra bảng 4.2-[10] ta được a = 1,2 ht- Hệ số hiệu dụng truyền động Trực đông cơ nối với trụ quạt bằng khớp mềm ht = 0,95 Theo đồ thị đặc tuyến quạt ly tâm hính 2.4.2a -[10] Ta chọn quạt ly tâm ц4-70, N08 Loại quạt Q.m3/h H.mmH2O n. Vòng/phút Công suất KW ц4-70, N08 10.000 230 1400 14 Kết luận Bản đồ ỏn “Hệ thống sấy đường tầng sụi” được em hoàn thành tại trường Đại học Bỏch Khoa Hà Nội với sự giỳp đỡ nhiệt tỡnh của cỏc thầy cụ giỏo trong bộ mụn Mỏy thực phẩm. Trong quỏ trỡnh làm đồ ỏn em cũng cú đi tham quan nhà mỏy đường Lam Sơn, Thanh Hoỏ và đó học hỏi được một số kinh nghiệm phục vụ cho bản đũ ỏn này. Tuy đó rất cố gắng để tạo được bản thiết kế tốt nghiệp tốt theo với yờu cầu đặt ra. Vỡ do điều kiện thực tế cũn khú khăn và kinh nghiệm về thiết kế mỏy cũn non kộm nờn bản thiết kế vẫn cũn nhiều thiếu sút. Nhưng em cũng đó thể hiện lại một cỏch cụ thể về tớnh cụng nghệ cụng nghệ sấy tầng sụi và cụng nghệ sản xuất đường. Để hoàn thành được bản đồ ỏn này em đó được sự chỉ bảo tận tỡnh của thầy giỏo ThS. Nguyễn Ngọc Hoàng và cỏc thầy trong bộ mụn, gia đỡnh và bạn bố đó tạo điều kiện tốt nhất để em hoàn thành bản đồ ỏn này. Em xin chõn thành cảm ơn đến cỏc thầy trong bộ mụn, cỏc cỏn bộ cụng nhõn viờn nhà mỏy đường Lam Sơn đó giỳp đỡ, tạo điều kiện cho em tham khảo một số số liệu của cụng nghệ sản xuất đường. Hà Nội, ngày 01 thỏng 06 năm 2006 Sinh viờn Nguyễn Tuấn Anh Tài liệu tham khảo I. Cơ sở thiết kế mỏy sản xuất thực phẩm Tỏc giả: XOKOLOV. Nhà xuất bản Khoa học và Kĩ thuật năm 1976. II. Tớnh toỏn thiết kế hệ dẫn động cơ khớ tập I, tập II Tỏc giả: Trịnh Chất - Lờ Văn Uyển Nhà xuất bản Giỏo dục năm 2000. III. Giỏo trỡnh mỏy và thiết bị vận chuyển định lượng Tỏc giả: Tụn Thất Minh Nhà xuất bản Đại Học Bỏch Khoa Hà Nội năm 2000. IV. Cụng nghệ và cỏc mỏy chế biến lương thực Tỏc giả: Đoàn Dụ - cựng đồng tỏc giả Nhà xuất bản Khoa học Kĩ thuật. V. Bơm quạt mỏy nộn Tỏc giả: Đoàn Dụ - Cựng đồng tỏc giả Nhà xuất bản Khoa học Kĩ thuật VI. Giỏo trỡnh truyền nhiệt Tỏc giả: Bựi Hải - Trần Thế Sơn Nhà xuất bản Giỏo dục VII. Kỹ thuật sấy nụng sản thực phẩm Tỏc giả: Nguyễn Văn May Nhà xuất bản Khoa học Kĩ thuật. Mục lục Trang