tÍnh toÁn hỆ thỐng sẤy chuỐi.docx
TRANSCRIPT
CHƯƠNG 3. PHÂN TÍCH, LỰA CHỌN PHƯƠNG PHÁP, DẠNG VÀ CHẾ
ĐỘ SẤY
3.1. Các yêu cầu đặt ra của việc thiết kế
3.1.1. Lượng ẩm cần bay hơi tính theo giờ
Với nguyên liệu là quả chuối đưa vào hệ thống sấy có độ ẩm W1 = 80% và yêu cầu
của sản phẩm sấy đầu ra có độ ẩm là W2 = 12%.
Với thời lượng làm việc của một ngày là 20 tiếng (bao gồm tất cả các việc như
(tháo và chất tải…). Do đó trong 1h thì lượng nguyên liệu đưa vào là:
G1=4tấn/20h¿4000 kg/20 h=200 kgv ậ t li ệu ẩ m /h
Do vậy năng suất sản phẩm (VLK) tính theo giờ là:
G2=G1 .1−W 1
1−W 2
=200.1−0.8
1−0,12≈ 45,45 kgVLK /h
Lượng ẩm cần bay hơi trong giờ là:
W =G1−G2=200 (kgVL Â /h)−45,45(kgVLK /h)=145,55 kg Â/h
3.1.2. Lựa chọn phương pháp sấy
Do sản phẩm sấy là chuối quả và được dùng làm thực phẩm cho con người nên phải
đảm bảo yêu cầu vệ sinh. Do đó ta sử dụng phương pháp sấy dùng không khí làm tác
nhân sấy. Với yêu cầu và đặc tính của loại vật liệu sấy là chuối và năng suất sấy không
quá lớn chỉ dùng ở mức trung bình nên ta lựa chọn công nghệ sấy hầm kiểu đối lưu
cưỡng bức dùng quạt thổi.
Không khí ngoài trời được lọc sơ bộ rồi qua Calorifer khí – hơi. Không khí được gia
nhiệt lên đến nhiệt độ thích hợp và có độ ẩm tương đối thấp được quạt thổi vào hầm sấy.
Trong không gian hầm sấy không khí khô được thực hiện việc trao nhiệt - ẩm với vật liệu
sấy là quả chuối làm cho độ ẩm tương đối của không khí tăng lên, đồng thời làm hơi
nước trong vật liệu sấy được rút ra ngoài. Không khí này sau đó được thải ra ngoài môi
trường.
3.2. Chọn chế độ sấy
Với hệ thống sấy là hầm và vật liệu sấy là Chuối quả. Ta sẽ gia nhiệt cho không khí
lên đến nhiệt độ t1 = 80oC (lựa chọn theo yêu cầu công nghệ). Nhiệt độ của không khí ra
khỏi hầm sấy ta lựa chọn là t2 = 50oC (lựa chọn không được quá thấp tránh hiện tượng
đọng sương bên trong buồng sấy khi không khí bị quá bão hòa).
Do yêu cầu nhiệt độ sấy không quá thấp (sấy nóng) nên ta sử dụng sơ đồ sấy không
có đốt nóng trung gian.
Trong hệ thống sấy đối lưu, tổn thất nhiệt do tác nhân sấy mang đi là rất lớn. Đồng
thời, sản phẩm sau khi sấy được dùng làm thực phẩm cho con người nên yêu cầu chất
lượng khá cao. Do vậy, không khí sử dụng làm tác nhân sấy yêu cầu phải sạch, tránh sử
dụng lượng không khí tươi ngoài trời quá lớn vừa gây tăng chi phí vận hành và lọc bụi
của hệ thống các phin lọc, ta sử dụng chế độ sấy hồi lưu một phần tác nhân sấy. Tức là
cho một phần tác nhân sấy sau khi ra khỏi thiết bị sấy quay trở lại trước hoặc sau
Calorifer để tận dụng nhiệt vật lý của tác nhân sấy ở nhiệt độ t2. Với chế độ sấy này giúp
giảm bớt chi phí về năng lượng và tránh làm mất hương vị của chuối chín.
3.3. Sơ đồ công nghệ của hệ thống sấy
Tổng hợp các yêu cầu trên về hệ thống, ta đưa ra được sơ đồ hệ thống đáp ứng được các
yêu cầu trên sau:
Hơi nước bão hòa Vật liệu ẩm
(VLÂ G1-W1)
không khí Quạt cấp (t1;φ1) thải
ngoài trời (t0;φ0) (tM;φM) (t1;φ1) ra ngoài
t0=27oC; (L)
φ0=79%
Vật liệu
Buồng
hòa trộn
Hầm sấy
(L0) Calorifer khô
Lọc bụi (t2;φ2) Khí-hơi (VLK G2-W2)
(L0) Nước ngưng
Quạt hồi
Hinh 3.1. Sơ đồ công nghệ của hệ thống
CHƯƠNG 4: TÍNH TOÁN CÂN BẰNG NHIỆT ẨM CỦA HỆ THỐNG SẤY
A – Quá trinh sấy lý thuyết
4.1 Các thông số của không khí trong hệ thống sấy
4.1.1 Thông số của không khí ngoài trời
Với các thông số của không khí ngoài trời đã cho là t0=270C, φ0=79% ta xác định
được các thông số còn lại của không khí như sau:
Phân áp suất bào của hơi nước ở nhiệt độ t0=270C là pbh0 = 0,0361 bar (tra
bảng V.II, trang 100, [10])
Độ chứa hơi của không khí:
d0=0,621.φ0 . pbh 0
0,981−φ0 . pbh0
=0,621.0,79 .0,0361
0,981−0,79.0,0361
¿0,0185kg_ẩm/kg_kkk
Entanpi của không khí:
I0 = 1,004t0 + d0(2500 + 1,842t0) = 1,004.27 + 0,042(2500 + 1,842.27)
= 74,27 kJ/kg_kkk
Như vậy không khí ngoài trời (0) có:
t0=270C, φ0=79%, d0= 0,0185 kg_ẩm/kg_kkk, I0 = 74,27 kJ/kg_kkk
4.1.2 Thông số của không khí sau thiết bị sấy (thông số của không khí thải ra
ngoài cũng như không khí hồi lưu tại buồng hòa trộn)
Với nhiệt độ của không khí khí khi được thổi vào buồng sấy là: t1=800C, nhiệt độ
của không khí khi ra khỏi buồng sấy là t2=500C.
Lượng không khí lưu chuyển trong thiết bị sấy là: L= LH + L0.
Cân bằng ẩm cho toàn bộ hệ thống sấy có: L0.d0 + G1.W1 = L0.d2 + G2.W2
L0.(d2 – d0) = G1.W – G2.W2 = W (Lượng ẩm cần lấy đi của vật liệu sấy).
L=W .1
(d2−d0) (công thức 5.7, trang 57, [8])
Cân bằng ẩm cho riêng thiết bị sấy có: L.dM + G1.W1 = L.d2 + G2.W2 (công thức
5.28, trang 64, [8])
Cân bằng ẩm cho riêng thiết bị sấy có: L.dM + G1.W1 = L.d2 + G2.W2
L.(d2 – dM) = G1.W – G2.W2 = W => L =W.1
(d2−dM )
Ta có hệ số hồi lưu:
n = LH
L0 ¿
L- L0
L0
= LL0
−1 (công thức 5.27, trang 64, [8])
n=
Wd2- dM
Wd2- d0
-1=d2−d0
d2−d M
=> dM =d0−n .d2
1+n
Cân bằng năng lượng cho buồng hòa trộn có:
I0.L0 = I2.LH = (L0 + LH).IM
I M=I 0 . L0+ I 2 . LH
L0+LH
=I 0+
LH
L0
. I 2
1+LH
L0
=I 0+n . I2
1+n
(công thức 5.32, trang 65, [8])
Như vậy tại điểm hòa trộn M có:
d=d0+n. d2
1+n ; I M=
I 0+n . I 2
1+n
Quá trình sấy lý thuyết xảy ra trong thiết bị sấy là quá trình đẳng Entanpi nên có:
I1 = I2 Cpk.t1 + d1.(r + Cpa.t2) = Cpk.t2 + d2.(r + Cpa.t2)
Do d1 = dM (Quá trình gia nhiệt đẳng dung ẩm xảy ra trong Calorifer). Thay vào có:
C pk . t1+d0+n . d2
1+n. (r+C pa . t2 )
Ta rút ra được:
d2=(n+1 ) . Cpa . ( t2−t 1 )+d0. (r+C pa .t 2 )
( r+Cpa .t 2 )−n .C pa . (t 1−t2 )
Thay vào với:
t1 = 80oC, t2 = 50oC, d0 = 0,0185 kg_ẩm/kg_kkk, r = 2500 kJ/kg,
Cpk = 1,004 kJ/kg.độ, Cpa = 1,842 kJ/kg.độ, n = 1.
Ta có:
Độ chứa hơi của không khí ra khỏi thiết bị sấy là:
d2=(1+1 ) .1,004 . (80−50 )+0,0185 (2500+1,842.80 )
(2500+1,842.50 )−1.1,842 . (80−50 )
=0,043 kg_ẩm/kg_kkk.
Entanpi của không khí ra khỏi thiết bị sấy là:
I2 = 1,004.t2 + d2.(2500 + 1,842.t2)
= 1,004.50 + 0,043.(2500 + 1,842.50)
= 161,66 kJ/kg_kkk
Phân áp suất bão hòa của hơi nước ở nhiệt độ t2 = 50oC là pbh2=0,12335 bar
(tra bảng 3, trang 192, [1])
Độ ẩm tương đối của không khí ra khỏi thiết bị sấy:
φ 2= d 2. p kqp bh2 (0,621+d2 )
= 0,043× 0,9810,12335 × (0,621+0,043 )
¿0,515=51,5 %
Như vậy không khí ra khỏi thiết bị sấy (2) có:
t2 = 50oC, φ2= 51,5%, d2 = 0,043 kg_ẩm/kg_kkk, I2 = 161,66 kJ/kg_kkk.
4.1.3 Thông số của không khí sau buồng hòa trộn
Không khí sau buồng hòa trộn là trạng thái điểm (M) có:
Độ chứa hơi của không khí sau buồng hòa trộn là:
dM=d0+n . d2
1+n=0,0185+1.0,043
1+1=0,03075 kgẩ m /kgkkk
Entanpi của không khí sau buồng hòa trộn là:
IM=I0+n. I 2
1+n=74,27+1.161,06
1+1=117,965kgẩ m /kgkkk
Nhiệt độ của không khí sau buồng hòa trộn là:
tM=I M+d M . r
Cpk+d M . C pa
=117,965+0,03075.25001,004+0,03075.1,842
=38,7℃
Phân áp suất bão hòa của hơi nước ở nhiệt độ t2 = 38,7oC là pbh2=0,068 bar
(tra bảng 3, trang 192, [1])
Độ ẩm tương đối của không khí sau buồng hòa trộn là:
φM= d 2. p kqpbh2 (0,621+dM )
= 0,03075 × 0,9810,068× (0,621+0,03075 )
¿0,6807=68,07 %
Như vậy không khí sau buồng trộn (M) có:
t2 = 38,7oC, φM = 68,07%; dM = 0,03075 kg_ẩm/kg_kkk, IM = 117,965 kJ/kg_kkk.
4.1.4 Thông số của không khí sau Calorifer (đi vào thiết bị sấy)
Không khí sau Calorifer hay không khí đi vào thiết bị sấy là trạng thái điểm (1) có:
Độ chứa hơi của không khí sau Calorifer là:
d1 = dM = 0,03075 kg_ẩm/kg_kkk
Entanpi của không khí sau buồng hòa trộn là:
I1 = 1,004.t1 + d1.(2500 + 1,842.t1)
= 1,004.80 + 0,03075.(2500 + 1,842.80)
= 161,72 kJ/kg_kkk
Phân áp suất bão hòa của hơi nước ở nhiệt độ t1 = 80oC là pbh2=0,473 bar (tra
bảng 3, trang 192, [1])
Độ ẩm tương đối của không khí sau buồng hòa trộn là:
φ1=d 1. p kq
p bh1 (0,621+d1 )= 0,03075 ×0,981
0,4736 × (0,621+0,03075 )=0,097=9,7 %
Như vậy không khí đi vào thiết bị sấy (1) có:
t1 = 80oC, φ1 = 9,7%; d1 = 0,03075 kg_ẩm/kg_kkk,
I1 = 161,72 kJ/kg_kkk.
4.2 Lưu lượng không khí khô lý thuyết
4.2.1 Lượng không khí khô lý thuyết lưu chuyển trong thiết bị sấy
l¿= 1d2−d1
= 10,043−0,03075
=81,63 kgkkk /kgẩ m
(công thức 5.18, trang 61, [8])
Lưu lượng không khí khô lý thuyết lưu chuyển trong thiết bị sấy là:
L¿=W .l¿=145,55.81,63 ≈ 11881,2kgkkk/h
Với nhiệt độ trung bình của dòng khí lưu chuyển trong thiết bị sấy là:
ttb= 0,5.(80 + 50) = 65oC => ρtb = 1,044 kg_kkk/m3_kkk
Do đó, lưu lượng thể tích không khí lưu chuyển qua thiết bị sấy là:
V ¿= L¿
ρtb
=11881,251,044
=11380,5 m3/h
4.2.2 Lưu lượng không khí khô ngoài trời lý thuyết cấp vào thiết bị sấy
lo¿= l¿
1+n=81,63
1+1≈ 40,815 kgkkk/kgẩ m
Lưu lượng không khí khô ngoài trời lý thuyết cấp vào cần thiết là:
Lo¿=W .lo
¿=145,55.40,815=5940,62 kgkkk/h
Với nhiệt độ của không khí ngoài trời là
t 0=27℃=¿ ρ=1,176 kgkkk /mkkk3
Do đó lưu lượng thể tích không khí cấp vào cần thiết là:
V o¿=
Lo¿
ρ=
5940,621,176
=5051,55 m3/h
4.3. Các thông sô trạng thái của tác nhân sấy
Vật liệu ẩm
L¿=11380,5m3/h Hơi nước bão hòa (200kg/h-80%) ( tM=38,7oC;φM=68,07%) (t1=80oC;φ1=9,7%) (t1=80oC;φ1=9,7%) L0
¿=5051,55 m3/h
không khí Quạt cấp
ngoài trời (M) thải ra
t0=27oC; (L) ngoài
φ0=79%
Vật liệu
L0¿=5051,55 m3/h Calorifer khô
Lọc bụi Khí-hơi (45,45%-12%)
Nước ngưng
Quạt hồi
4.4 Xác định kích thước của thiết bị sấy (khay sấy, xe goòng, hầm sấy)
Để đáp ứng yêu cầu về năng suất. Thiết bị sấy của ta lựa chọn là hầm sấy. Vật liệu
sấy là chuối tươi được chất lên các khay và các khay được chất lên các xe goòng để đẩy
vào hầm sấy. Sau khi sấy xong thì mở cửa hầm và đưa xe goòng ra ngoài.
Buồng
hòa trộn
Hầm
sấy
4.4.1 Kích thước của khay sấy
Khay sấy dùng để xếp vật liệu sấy (chuối tươi cắt lát dày khoảng 50mm). Khay sấy
được chế tạo từ nhôm, tạo hình bằng phương pháp dập nhôm tấm bảng có chiều dày
1mm, kích thước của khay sấy là 1200x800, như hình vẽ, tạo gờ mép ngoài khoảng
30mm để thuận tiện trong việc cầm nắm. Khối lượng của mỗi khay sấy tính ra khoảng
3,5kg/khay.
Diện tích phần khay cho phép chất tải lên là:
50x1050=0,65(m)x1,05(m)=0,7m2.
Với kích thước như vậy khi ta chất vật liệu sấy (chuối tươi) thành một lớp lên trên
bề mặt lưới thép thì trên mỗi khay cho phép chất lên từ 20-25 lát tươi, với trọng lượng
mỗi miếng chuối tươi là từ 450g trở lên thì trên mỗi khay cho phép chứa từ 9-11,5kg. Để
tính trung bình ta lựa chọn trên mỗi kh cho phép chất lên là 10kg.
Do vậy với yêu cầu năng suất sấy là G1=4 t ấ n trên tổng thời gian làm việc là 20h
trên mỗi ngày nên số khay cần được chế tạo là:
N= 8 h .4000 kg20 h .10 kg /khay
=160 khay .
4.4.2 Kích thước của xe goòng
Xe goòng được chế tạo từ khung Inox không gỉ, các thanh Inox rỗng có tiết diện
25x25, dày 1,5mm được hàn lại với nhau. Trên mỗi xe đặt 12 khay, mỗi khay chứa được
10kg vật liệu sấy, các khây được xếp trên mỗi tầng khay đặt cách nhau với khoảng cách
là 100mm để đảm bảo lưu thông của tác nhân sấy (không khí nóng) được dễ dàng, dưới
các chân của xe có bố trí các bánh xe để có thể trượt được trên 2 thanh ray lắp bên trong
hầm sấy.
Xe goòng được chế tạo có kích thước:
LxWxH(Leng x Width x High)=850x1250x1660mm. Kích thước xe goòng như vậy
là phù hợp với điều kiện gia công cũng như chế độ làm việc của công nhân. Với kết cấu
như vậy khối lượng của mỗi xe vào khoảng 28kg.
Trên mỗi xe goòng cho phép đặt 12 khay sấy, mỗi khay chứa được 10kg. Do đó
khối lượng VLS trên mỗi xe là:GX=12.12=120 kgVLS / Xe .
Với thời gian làm việc trên mỗi ngày là t = 20h, thời gian để sấy là τ=8h. Do đó để
sấy hết được G1=3000 kgVLS thì số xe goòng cần thiết là:
N X=G1. τ
GX τ=
3000 (kgVLS ) .8 (h )
120 ( kgVLSXe )
=10 Xe
.
Ta chế tạo dư ra 2 xe, do vậy tổng số xe goòng cần chế tạo là 12 xe.
4.4.3 Kích thước của hầm sấy
Hầm sấy được xây dựng theo kích thước đảm bảo thuận lợi việc di chuyển của các
xe goòng, thuận tiện cho việc đẩy xe vào cũng như kéo xe ra khỏi hầm sấy. Hầm sấy
được xây dựng theo các kích thước sơ bộ sau:
a) Chiều rộng của hầm sấy Bh:
Chiều rộng của hầm phụ thuộc vào chiều rộng của xe goòng. Ta lấy dư ra 2 phía
mép trái và mép phải của xe là 100mm để xe di chuyển dọc theo hầm sấy được dễ dàng:
Bh=BX+2.100=1250+2.100=1450 mm.
b) Chiều cao của hầm sấy H h :
Chiều cao của hầm phụ thuộc vào chiều cao của xe goong. Ta lấy dư ra phía mép
trên của xe là 150mm để xe di chuyển dọc theo hầm sấy được dễ dàng:
H h=H X +150=1650+150=1800 mm .
c) Chiều dài của hầm sấy Lh:
Chiều dài của hầm phụ thuộc vào chiều dài và số lượng của xe goòng làm việc
trong hầm. Ta lấy dư ra phía cửa vào và cửa ra mỗi phía là 1000mm giúp cho việc đẩy xe
goong cũng như kéo ra khỏi hầm được thuận lợi:
Lh=N X . LX+2.1000=14.850+2.1000=13900 mm .
Trong hệ thống sấy của ta bố trí một kênh dẫn gió nóng(nhiệt độ 700 c), một kênh
dẫn gió thải và một kênh dẫn gió hồi. Các kênh được xây dựng với chiều rộng hợp lý
giúp cho việc lắp đặt thiết bị, vận hành và bảo dưỡng được thuận tiện. Ta có được bảng
vẽ mặt bằng xây dựng hầm sấy như sau:
Với kết cấu xây dựng như trên, tốc độ của tác nhân sấy nóng đi trong kênh dẫn vào
khoảng 2,5m/s. Tốc độ này là hợp lý để giảm tổn thất áp suất cho quạt.
Trên nền của hầm có lắp 2 thanh ray để xe goòng có thể di chuyển tự do dọc theo
hẩm sấy.
B – QUÁ TRÌNH SẤY THỰC
4.5 Tổng các tổn thất nhiệt trong hệ thống sấy
Khi vận hành làm việc hầm sấy tốn thất của HST bao gồm các tổn thất sau:
Tổn thất do vật liệu sấy mang đi:
Qv [kJ/h]; qv [kJ/kg_ẩm].
Tổn thất do thiết bị truyền tải (khay sấy, xe goòng):
QTBTT [kJ/h]; qTBTT [kJ/kg_ẩm].
Tổn thất do môi trường của kết cấu bao che:
QMT [kJ/h]; qMT [kJ/kg_ẩm].
Ta lần lượt xác định các tổn thất này như sau:
4.5.1 Tổn thất nhiệt do vật liệu sấy mang đi qv[kJ/kg_ẩm]
Theo kinh nghiệm vận hành hệ thống với sản phẩm sấy là nông sản thực phẩm thì
sản phẩm sấy (SPS) đi ra khỏi thiết bị sấy (TBS) có nhiệt độ thấp hơn nhiệt độ của TNS
đi vào từ 5÷10oC. Do đó, VLS đi ra có nhiệt độ là tv2=70oC – 10oC =60 oC.
Nhiệt độ VLS đi vào đúng bằng nhiệt môi trường tv1=27 oC.
Nhiệt dung riêng của Chuối là CVL=1,0269 kJ/kg.K, nhiệt dung riêng của nước là
4,18 kJ/kg.K với sản phẩm đầu ra là Chuối khô có độ ẩm W2=12%, do đó nhiệt dung
riêng của Chuối đi ra khỏi hầm sấy là:
CV2= CVL.(1–W2)+Cn.W2=1,0269(1-0,12)+4,18.0,12≈1,4 kJ/kg.K
Do vậy, tổn thất nhiệt do sản phẩm sấy mang đi là:
QVL=G2.CV2.(tv2–tv1)=45,45.1,4.(70–27) = 2736,09 kJ/h
QVL=2736,09145,45
=18,81 kJ /kgẩ m
3.5.2 Tổn thất nhiệt do thiết bị truyền tải qTBTT [kJ/kg_ẩm]
Ta có: QTBTT = Qkh + Qx. Với Qkh và Qx lần lượt là tổn thất do khay sấy và xe gòong
mang đi.
Nhiệt độ của khay sấy và xe goòng khi đi vào hầm sấy lấy bằng nhiệt độ môi
trường là: tkh1 = tx1 = to = 27℃.
Nhiệt độ của khay sấy khay sấy và xe goòng khi đi ra khỏi khay sấy lấy bằng nhiệt
độ sấy : tkh2 = tx2 = t1 = 80℃.
Khay sấy và xe goòng có khối lượng lần lượt là:
Gkh = 4kg; Gx = 28kg.
Nhiệt dung riêng của vật liệu chế tạo xe và khay (Inox và Nhôm) là:
Ckh = 0,86 kJ/kg.K ; Cx= 0,42 kJ/kg.K.
Tổn thất nhiệt do khay sấy mang đi là:
Với số lượng khay là Nkh=160 khay; Thời gian sấy là τ=8h .
Q x=N kh .G kh .C kh .(t x 2−tx 1)
τ=
160.4 .0,86 .(80−27)8
=3646,4 kJ /h
Tổn thất nhiệt do xe goòng mang đi là:
Với số lượng xe là Nx = 10 xe. Thời gian sấy là τ=8h . Ta có:
Q x=N x .G x . C x .(t x2−t x1)
τ=
10.28 .0,42 .(80−27)8
=779,1 kJ /h
Do vậy tổng tổn thất nhiệt do thiết bị truyền tải mang đi là:
QTBTT = Qkh + Qx = 3646,4 + 779,1= 4425,5kJ/h
qTBTT = Q TBTT
W =
4425,5145,45
=30,43 kJ /kgẩ m
4.5.3 Tổn thất nhiệt qua kết cấu bao che qMT[kJ/kg_ẩm]
Với kết cấu xây dựng của hầm sấy như đã thiết kế ta có:
Tiết diện tự do của tác nhân sấy nóng đi trong hầm là: Ftd = FH + FX.
Với FX: là tiết diện của xe goòng (4thanh thẳng đứng 25 × 1740), 12 thanh nằm
ngang 25×1200), do đó FX = 4.(0,025 × 1,74) + 16.(0,025 × 1,2) = 0,654m2.
FH: là tiết diện của hẩm sấy (1870 × 1890), do đó FH = 1,87 × 1,89 ≈ 3,5343 m2.
Vì vậy tiết diện tự do là: Ftd= 3,5343 − 0,654 = 2,8803 m2. Sau khi tính toán quá trình sấy
lý thuyết ta đã xác đinh được lưu lượng tác nhân sấy đi qua hầm là: V lt = 11380,5 m3/h =
3,16 m3/s, tuy nhiên trong quá trình sấy thực thì lượng TNS này phải lớn hơn để bù lại
các tổn thất. Do đó, tốc độ TNS tối thiểu đi trong hầm sấy là:
V ¿=V k
F td
= 3,16 m3
2,8803 m2 ≈1,1 m /s
ta sẽ kiểm tra lại giả thiết này.
Tổn thất do kết cấu bao che phụ thuộc vào kết cấu xây dựng của hầm sấy và bao gồm các
thành phần sau:
Tổn thất qua 2 tường bên: QT.
Tổn thất qua trần: QTr.
Tổn thất qua nền: Qn.
Tổn thất qua 2 cửa vào và ra của hầm: Qc.
Do đó, QMT = QT + QTr + Qn + Qc
4.5.3.1 Tổn thất qua 2 tường bên: QT
Vì lưu lượng tác nhân sấy tối thiểu trong quá trình sấy thực phải lớn hơn lưu lượng tác
nhân sấy trong quá trình sấy lý thuyết nên tốc độ tác nhân sấy giả thiết để tính toán các
tổn thất cũng phải lớn hơn vlt. Giả sử ta lấy v = 1,2 m/s.
Ta có:
α1= 6,15 + 4,17v = 6,15 + 4,17 × 1,2 = 11,154 W/m2.độ
Bằng phương pháp lặp giả thuyết trước nhiệt độ tường phía trong tw1 và tính được
dòng nhiệt q truyền qua tường. Từ dòng nhiệt này ta tìm được nhiệt độ mặt truyền nhiệt
bằng đối lưu giữa tác nhân với tường trong q’ và dòng nhiệt truyền từ mặt ngoài của
tường vào môi trường q” sai khác nhau không quá 10% thì kết quả tính toán là chấp nhận
được.
Ta giả thiết tw1 = 59,5oC.
Ta có: q’ = α1(tTB − tw1) (công thức 6.11, trang 74, [8]
Với:
tTB=t 1 + t 2
2=80+50
2=65℃
Vậy q’= 11,154(65 – 59,5) = 61,347 W/m2
Nhiệt độ mặt ngoài của tường tw2, theo hệ quả của định luật Furier ta có:
tw 2=tw 2−q ' δ1
λ1
Ở đây λ1 là hệ số dẫn nhiệt của gạch, λ1= 0,77 W/m2.độ ( tra bảng I.126, trang 128, [9]).
δ1 là bề dày của tường δ1= 0,2m.
Vì vậy
tw 2=59,5−61,347 × 0,20,77
=43,56℃
Như độ chênh lệch nhiệt độ Δt = tw2 – to = 43,56 – 27 = 16,56oC
Nhiệt độ tính
tm=t w2 +t o
2=35,3℃
Từ nhiệt độ tm = 35,3 tra bảng I.255, trang 318, [9], ta có:
λ1= 2,73.10-2 W/m.độ
ν= 16,48. 10-6 m2/s
Pr= 0,7
Do đó, chuẩn số Gratkov (công thức V.39, trang 13, [10]):
Gr=g . β .l3 . ∆ tν2
Với β – hệ số giãn nở thể tích:
β= 1(t +273)
= 116,56+273
= 1289,56
g – là gia tốc trọng trường g = 9,81m/s
l = HΣ là chiều cao phủ bì, HΣ + δTr + δbông = 1,89 + 0,15 + 0,1= 2,14m
Gr=9,81× (2,14 )3 ×16,56
1298,56
× (16,48 ×10−6 )2=2,02. 1010
Chuẩn số Nuyxen (công thức V.68, trang 23, [10]):
Nu = C(Gr.Pr)n
Hệ số C và n phụ thuộc vào tích số Gr.Pr
Gr.Pr = 2,02.1010× 0,7 = 1,417.1010 > 2. 107 (chế độ xoáy)
Nên ta xác định được C=0,135; n = 0,33
Nu = 0,135(Gr.Pr)0,33 = 0,135(1,417.1010)0,33 = 302,2
Hệ số trao đổi nhiệt đối lưu
α 2=Nu . λl
=302,2.2,73 .10−2
2,14=3,855W /m2 . đ ộ
(công thức trang 23, [10])
Dòng nhiệt truyền từ bề mặt ngoài của tường vào môi trường:
q”= α2 (tw2 – to) = 3,855(43,56-27)=63,84 W/m2
Sai số giữa q’ và q”:
∆ q %=q - q '} over {{q} rsub {max}} = {63,84 - 61,347} over {63,84} =3,9% <10 ¿
Với qmax=q”=63,84oC.
Sai số này nằm trong phạm vi cho phép.
Tường bên có kích thước là:
Ft=(Hh.Lh).2= (1,89.14).2=53m2
Tường được xây bằng gạch dày δt=200mm=0,2m, có hệ số dẫn nhiệt λt=0,77 W/m.độ
(tra bảng I.126, trang 128, [9]). Ta xác định được:
k t=1
1α 1
+δ 1α 1
+1
α 2
= 11
14,5+
0,20,77
+1
4,37
=1,79 W /m2 . đ ộ
Do đó tổn thất qua 2 tường bên Qt bằng:
Qt= Ft.kt(ttb - to) =53.1,79(65 - 27) = 3605,06W
4.5.3.2 Tổn thất qua trần QTr
Trần có kích thước FTr= Bh.Lh = 1,87.14= 26,2m2
Trần được đổ bằng bê tông cốt thép dày δ2 = 150mm = 0,15m và bọc thêm 1 lớp bông
thủy tinh cách nhiệt có bề dày δ3 = 100mm = 0,1m. Tra bảng I.126, trang 128, [9]) ta có
hệ số dẫn nhiệt của bê tông cốt thép và bông thủy tinh cách nhiệt lầm lượt là: λ 2=1,55
W/m.độ và λ3=0,06 W/m.độ. Ta xác định được:
k tr=1
1α 1
+δ 2α 2
+δ 3α 3
+1
1,3. α 2
= 11
14,5+
0,151,55
+0,1
0,06+
11,3.4,37
=0,5 W /m2 . đ ộ
Do đó tổn thất qua trần QTr bằng
QTr= Ftr.ktr(ttb - to) =26,2.0,5(65 - 27) = 495,7W
4.5.3.3 Tổn thất qua nền: Qn
Nền có kích thước Fn= Bh.Lh = 1,87.14= 26,2m2
Nhiệt độ trung bình của tác nhân sấy bằng 65oC và giả sử phòng cấy cách tường bao che
phân xưởng 2 mét. Theo bảng 6.1, trang 74, [8]), ta có:
qn= 40W/m.
Do đó tổn thất qua nền bằng:
Qn= Fn.qn=26,2.40=1048W
4.5.3.4 Tổn thất qua 2 cửa vào và ra của hầm sấy: Qc
Ở 2 phía đầu vào và ra của hầm sây có lắp cửa với kích thước: 1300×1850(mm). Nên
diện tích của cửa là: Fc= 2×(1,87.1,89)=7,0686 m2
Cửa được làm bằng thép dày δc = 10mm = 0,01m. Tra bảng I.126, trang 128, [9]), ta có
hệ số dẫn nhiệt của cửa là: λc = 0,5 W/m.độ.
Ta xác định được:
k c=1
1α 1
+δ cα c
+1
α 2
= 11
14,5+
0,010,5
+1
4,37
=3,147 W /m2 . đ ộ
Do đó Qc= Fc.qc=7,0686.3,147.(65 – 27) = 845,31W
Như vậy tổng các tổn thất nhiệt của các hệ thống sấy qua kết cấu bao che là:
QMT = QT+QTr+Qn+Qc= 3605,06+495,7+1048+845,31= 5723,9W
= 5994,07×3,6 kJ/h = 21578,65 kJ/h
¿>qMt=Q MT
W=21578,65
145,55=148,26 kJ /kgẩ m
Vì vậy tổng các tổn thất của hệ thống sấy là:
∆= Ca.to – qvl – qTBTT – qMT
Với Ca.to – thành phần nhiệt vật lý do TNS đưa vào, thay vào ta có tổng tổn thất của
hệ thống sấy là:
∆= 4,18.27 – 60,2 – 30,43 – 148,26 = -126,03 kJ/kg_ẩm
Với tvl = to = 27oC
4.6 Tính toán quá trình sấy thực
Ta lần lượt xác định các thông số của tác nhân sấy ở các điểm nút trong quá trình
sấy thực như sau:
4.6.1 Thông số của không khí sau thiết bị sấy (thông số không khí thải ra ngoài,
cũng như không khí hồi lưu tại buồng hòa trộn) (2t)
Độ chứa hơi của không khí ra khỏi thiết bị sấy là:
Độ chứa hơi sau quá trình sấy thực:
d2 t=
C pk (t 1−t 2)i 2−∆
+d o (i1−∆)
(1+n )(i2−∆)
1−n(i 1−∆)
(1+n )(i2−∆)
(Công thức 5.36, trang 65, [8])
Trước hết ta tính:
i1= r + Cpa.t1 = 2500 + 1,842.80 = 2647,36 kJ/kg_kkk
i2= r + Cpa.t2 = 2500 + 1,842.50 = 2592,1 kJ/kg_kkk
Thay vào với:
t1=80 oC, t2=50 oC, do=0,0185kg_ẩm/kg_kkk, n=1, Δ= -119,34 kJ/kg_ẩm
Ta có:
d2 t=
1,004(80−50)2592,1−(−126,03)
+0,0185(2647,36−(−126,03))
(1+1 )(2592,1−(−126,03))
1−1(2647,36−(−126,03))
(1+1 )(2592,1−(−126,03))
=0,041 kgẩ m /kgkkk
Entapi của không khí ra khỏi thiết bị sấy là:
I2t = 1,004t2 + d2t(2500 + 1,842t2) = 1,004.50 + 0,041(2500 + 1,842.50)
= 156,476 kJ/kg_kkk
Phân áp suất bão hòa của hơi nước ở nhiệt độ t2=50 oC tra bảng 3, trang 192, [1]
ta có: pbh2=0,12335 bar
Độ ẩm tương đối của không khí ra khỏi thiết bị sấy:
φ2t=d 2t. p kq
p bh2 (0,621+d 2t )= 0,041 × 0,981
0,12335× (0,621+0,041 )=0,4926=49,26 %
So với điều kiện đã chọn φ2 = (51,5±5%) là hoàn toàn thỏa mãn. Như vậy, chọn
t2=50 oC là hợp lý.
Như vậy, không khí ra khỏi thiết bị sấy (2t) ta có:
t2t=50 oC, φ2 = 50,4%, d2t=0,041 kg_ẩm/kg_kkk, I2t=156,476 kJ/kg_kkk.
4.6.2 Thông số của không khí sau buồng trộn (Mt)
Không khí sau buồng trộn là trạng thái điểm (Mt) có:
Độ chứa hơi của không khí sau buồng trộn là:
d Mt=d o+n . d 2t
1+n=0,0185+1.0,041
1+1=0,02975 kgẩ m /kgkkk
Entapi của không khí sau buồng hòa trộn là:
I Mt=I o+n . I 2t
1+n=74,27+1.156,476
1+1=115,373 kJ /kgkkk
(công thức 5.32, trang 65, [8])
Nhiệt độ của không khí sau buồng hòa trộn là:
tMt=I Mt−d Mt.r
C pk+d Mt .C pa=115,373−0,02975.2500
1,004+0,02975.1,842=38,7℃
(công thức 5.33, trang 65, [8]).
Phân áp suất bão hòa của hơi nước ở nhiệt độ tMt=38,7oC là pbhM=0,0737 bar
(tra bảng 3, trang 192, [1]).
Độ ẩm tương đối của không khí sau buồng hòa trộn
φMt=d Mt. p kq
p bhM (0,621+d Mt )= 0,02975 × 0,981
0,0737 × (0,621+0,02975 )
¿0,608=60,8 %
Như vậy không khí sau buồng hòa trộn (M) có: tMt=38,7oC, φMt= 60,8 %, dMt=0,02975
kg_ẩm/kg_kkk, IMt¿ 115,373 kJ/kg_kkk.
4.6.3 Thông số không khí sau khi ra khỏi Calorifer (đi vào thiết bị sấy) (1t)
Không khí sau khi ra khỏi Calorifer đi vào thiết bị sấy là trạng thái điểm (1t) có:
Độ chứa hơi của không khí sau khi ra khỏi Calorifer là:
d1t = dMt= 0,02975 kg_ẩm/kg_kkk
Entapi của không khí sau khi ra khỏi Calorifer là:
I1t = 1,004t1t + d1t(2500 + 1,842 t1t)
= 1,004.80 + 0,02975(2500 + 1,842.80)= 159,08 kJ/kg_kkk
Phân áp suất bão hòa của hơi nước ở nhiệt độ t1t=80oC là pbh1=0,4736bar (tra
bảng 3, trang 192, [1]).
Độ ẩm tương đối của không khí sau khi ra khỏi Calorifer là:
φ1t=d 1t. p kq
p bh1 (0,621+d 1t )= 0,02975 × 0,981
0,4736 × (0,621+0,02975 )
¿0,095=9,5 %
Như vậy không sau khi ra khỏi Calorifer đi vào thiết bị sấy (1t) có: t1t=80oC, φ1t=
9,5 %, d1t=0,02975kg_ẩm/kg_kkk, I1t¿ 159,08kJ/kg_kkk.
4.7 Lưu lượng không khí khô thực tế cần dùng
4.7.1 Lượng không khí khô thực tế lưu chuyển trong thiết bị sấy
L= Wd 2t−d 1t
= 145,550,041−0,02975
=12937,78 kgkkk /h
(công thức 5.17, trang 61, [8]).
Với nhiệt độ trung bình của dòng khí lưu chuyển trong thiết bị sấy là:
ttb = 0,5(t1+ t2) = 0,5(80+ 50)= 65oC
ρtb= 1,044kg_kkk/m3_kkk (tra bảng I.225, trang 318, [9]).
Do đó, lưu lượng thể tích không khí lưu chuyển qua thiết bị sấy là:
V= Lρ tb
=12937,781,044
=12392,5 m3/h ≈3,44 m3/s
Do đó, tốc độ của tác nhân sấy trong buồng sấy trong quá trình sấy thực là:
ωt=V
L td= 3,44 m3/s
2,8803 m2=1,195 m / s
Sai khác với tốc độ giả thiết 1,2m/s không nhiều (khoảng 1%) nên ta chấp nhận
kết quả này.
4.7.2 Lượng không khí khô ngoài trời thực tế cấp vào cần thiết
L0=W
(1+n)(d2t−d 1t)= 145,55
(1+1 )(0,041−0,02975)=6468,89 kgkkk /h
Với nhiệt độ của không khí ngoài trời là:
to=27oC => ρ =1,176 kg_kkk/m3_kkk (tra bảng I.225, trang 318, [9]).
Do đó, lưu lượng thể tích không khí cấp vào cần thiết là:
V 0=Loρ
=6468,891,176
=5500,76 m3/h
4.8 Nhiệt lượng cần cung cấp cho tác nhân sấy từ Calorifer
Nhiệt lượng cần cung cấp cho hệ thống sấy (cung cấp qua calorifer khí – hơi) là:
q= I 1t−I Mtd 2t−d Mt
=159,08−115,3730,041−0,02975
=3885,07 kJ /kgẩ m
Q= W.q= 145,55.3885,07= 565471,45 kJ/h ≈ 157kW
Nhiệt lượng có ích q1:
q1= i2 – Ca tv1 = 2592,1 - 4,18.27= 2479,24 kJ/kg_ẩm
Tổn thất nhiệt do tác nhân sấy mang đi q2:
q2=L
W.Cdx . ( d0 ) (t2 t−tMt )
Với Cdx(d0)= Cpk+ Cpad0=1,004 + 1,842.0,0186= 1,0383 kJ/kg.độ
q2=12937,78
145,55×1,0383 (50−38,7 )=1043,27 kJ /kgẩ m
Tổng nhiệt lượng có ích và các tổn thất q’:
q’= q1 + q2 + qvl + qTBTT + qMT
= 2479,24 + 1043,27 + 18,81 + 30,43+ 148,26 = 3720,01 kJ/kg_ẩm
Có thể thấy rằng nhiệt lượng tiêu hao q , tổng nhiệt lượng có ích và các tổn thất q’ phải
bẳng nhau. Tuy nhiên trong quá trình tính toán chúng ta đã làm tròn hoặc sai số trong tính
toán các tổn thất mà chúng ta đã phạm phải một sai số nào đó. Chúng ta kiểm tra sai số
này. Ở đây sai số tuyệt đối:
Δq = q – q’ = 3885,07 – 3720,01 = 165,06
Hay sai số:
ε=∆ qq
= 165,063885,07
=4,2 %
Bảng 5.1 cân bằng nhiệt của hệ thống sấy:
S
TTĐại lượng
K
ý
hiệu
Giá trị
[kJ/
kg_ẩm]
%
1 Nhiệt lượng có ích
q
1 2479,24
66,
64
2 Tổn thất do tác nhân sấyq
2
1043,2728,
04
3 Tổn thất do vật liệu sấyq
vl
18,81 0,5
4Tổn thất do thiết bị truyền
tải
q
TBTT
30,430,8
2
5 Tổn thất ra môi trườngq
MT
148,263,9
8
6 Tổng nhiệt lượng tính toán q 3720,01 100
’
7 Tổng nhiệt lượng tiêu hao q 3885,07 100
8 Sai số tuyệt đối 4,2
Nhận xét: Qua bảng cân bằng nhiệt ta nhận thấy tổn thất nhiệt do vật liệu sấy mang
đi chỉ chiếm một phần rấ nhỏ (khoảng 0,5%), tổn thất ra môi trường và thiết bị truyền tải
cũng chiếm không đáng kể so với tổng tổn thất. Tổn thất chủ chủ yếu là do vật liệu sấy
mang đi.
CHƯƠNG 5. TÍNH TOÁN CÁC THIẾT BỊ PHỤ THIẾT KẾ CALORIFER -
CHỌN QUẠT
5.1. Tính toán thiết kế calorifer
Với năng lượng cung cấp là hơi nước bão hòa do đó ta sẽ thiết kế một calorife kiểu
khí hơi ống cánh. Với nước bão hòa ngưng trong ống và TNS là không khí nóng chuyển
động bên ngoài của các chùm ống nhận nhiệt để đạt được nhiệt độ yêu cầu.
5.1.1 Các thông số cơ bản yêu cầu để thiết kế calorifer
Với yêu cầu của HTS cần nâng nhiệt độ của tác nhân sấy sau điểm hòa trộn M từ
38,70c lên đến 800C, do vậy để đảm bảo yêu cầu đặt ra ta chọn nhiệt độ của hơi bão hòa là
tw 1=1000 C
Do đó nhiệt độ ngưng tụ là: tN=1000 C
Áp suất ngưng tụ là: PN=1at=1,0132 .
Với công suất nhiệt của calorifer yêu cầu trong quá trình tính toán sấy thực ở trên ta
đã có Qcalorifer=157kW . Coi hiệu suất của calorifer là 90%(10% còn lại là tổn thất do bám
bụi, vật liệu chế tạo lâu ngày bị ăn mòn… ), do vậy công suất nhiệt mà hơi nước cần
truyền cho TNS là:
QC=1,1. Qcalorifer=1,1.157=172,7 kW
Nhiệt ẩm ngưng tụ của hơi nước ở nhiệt độ ngưng tN=1000 C là r=2257kJ/kg
Lượng hơi vào calorifer yêu cầu là:
Gh=Qc
r=172,7
2257=0,07765 kg /s=275,463 kg /h
5.1.2 Tính toán thiết kế calorifer:
a) Tính diện tích trao đổi nhiệt F của calorifer:
Chọn ống thép dẫn hơi có
d2
d1
=28 mm26 mm
ống xếp so le với ống bước ngang.
S1=1,8. d2 ≈50 mm, bước ống dọc là S2=1,6. d2 ≈ 45 mm.
Chọn cánh được làm từ đồng
Cánh được làm bằng đồng có hệ số dẫn nhiệt λc=110W /m . K .
Chiều dày cánh lấy là δ c=1 mm. Đường kính cánh là dC=49 mm .Bước cánh là
SC=3,5 mm.
Nhiệt độ làm việc cho phép tối đa của cánh đồng 250oC (phần 3, trang 36, [3]).
Do cánh được làm từ đồng nên ứng suất cho phép của ống được tính theo 2 công
thức sau:
[ σ ]¿=σblt
nblt
(công thức 1 – 4, trang 13, [4]).
[σ ]¿=σc
t
nct
(công thức 1 – 3, trang 13, [4]).
Hệ số an toàn là:nB=3,5; nC=3,5; nbl=1,5;nd=1,5 (bảng 1-6, trang 15, [4]).
Hệ số hiệu chỉnh kiểm tra độ bền là: [σ ]¿=η . σ¿ (công thức 1 – 9, trang 17, [4]). Lấy
η=1.
Giới hạn nóng chảy là σ c=40 N /mm2(bảng 2-17, trang 38, [4]).
Vậy
[σ ]¿=σc
t
nct =
403,5
=11,5 N /mm2
[σ ]¿=η . σ¿=11,5.1=11,5 N /mm2
Hệ số mối hàn của cánh và ống là: φh = 0,95 (bảng 1-8, trang 19, [4]).
Ta cần xác định diện tích bề mặt ngoài các ống có cánh là
F2=QC
kF 2 . Δt
Với Δt 1=tN−tM=373−311,9=61,1 K .
Δt 2=tN−t 1=373− (80+273 )=20 K .
Do tỷ số :
Δt 1
Δt 2
=61,120
=3,005>1,8
Vì vậy ta phải tính độ chênh nhiệt độ trung bình logarit như sau:
Δ t=Δ t1−Δt2
lnΔt 1
Δt 2
=61,1−20
ln61,120
=36,8 K
.Hệ số trao đổi nhiệt với diện tích mặt ngoài có cánh F2 được tính khi bỏ qua nhiệt trở
dẫn nhiệt của vách ống (δλ
≈ 0¿ là:
k F2=1
ε c
α 1
+ 1α2
Trong đó
ε c là hệ số làm cánh, với cánh tròn thì được xác định qua biểu thức:
ε c=1+dc
2−d22
2. d1 . Sc
=1+ 492−282
2.26 .3,5=9,885
α 1 là hệ số trao đổi nhiệt đối lưu của hơi ngưng với bề mặt trong của ống được xác
định qua biểu thức sau:
α 1=1,2. α N=1,2.( λ3 . ρ2 . g .rμ . ∆ tN .H )
0,25
Với hơi nước bảo hòa ngưng ở nhiệt độtN=1000 C. Ta có những thông số vật lý của
nước ngưng bão hòa như sau:
λ=68,3. 10−2 W /m, ρ=958,5 kg /m3
r = 225kJ/kg, μ=282,5 .10−6 Ns /m2.
Δt N=tN−tW :Là độ chênh nhiệt độ giữa hơi ngưng với nhiệt độ vách trong của ống,
do α 1 rất lớn nên Δt N rất nhỏ. Ta giả thiết Δt N=0,4 K (sau đó ta phải kiểm tra lại giả thiết
này). Có:
α 1=1,2( 0,6833 . 958,52 .9,81 .2257282,5. 10−6 .0,4 .0,6 )
0,25
=4464,5 W /m2 K
α 2 :Hệ số tỏa nhiệt của không khí bên ngoài ống được tính qua biểu thức
α 2=α c . ηS. Vớiα c là hệ số tỏa nhiệt của không khí với cánh, được xác định qua biểu
thức:
αC=C .λkk
d2
.ℜ0.625 . ( F2
F02)−0,375
.Pr0.33
Do ống bố trí so le nên hệ số C lấy bằng C=0,45.
Tiêu chuẩn Reynoild được xác định qua:
ℜ=ω. d2
v
Tốc độ không khí tại khe hẹp của cánh được xác định qua biểu thức:
ω=ω0
1−[ d2
S1
+2.h . δC
S1 . SC]
Tốc độ của TNS (không khí) đi vào calorifer là
ω0=VF
= 3 m3/h1,87.0,7 m
=2,2 m /s
Thay vào ta xác định được:
ω= 2,2
1−[2850
+2.10,5 .1,0
45.3,5]≈ 7m / s .
Với nhiệt độ trung bình của không khí qua calorifer :
t kk=0,5. (38,7+80 )=59,350c . Ta tra ra được các thông số vật lý của không khí như
sau:
λ=2,9. 10−2W /m. K
ρ=1,06kg /m3
ν=18,97.10−6 m2/ s
Pr=0,696
Do vậy:
ℜ=ω. d2
ν= 7.0,028
18,97. 10−6 =10,3. 103
F02: Là diện tích bề mặt ống trơn không cánh với chiều dài 0,6m:
F02=π . d2 .l=π .0,028 .0,6=0,0528 m2.
Số cánh trên chiều dài 0,6m ống được là:
nC= lSC
= 600 m3,5 mm
=170 c ánh /ố ng .
Diện tích phần ống trơn không phủ cánh là:
F0=π . d2 . t . nC=3,14.0,028 .0,0025 .170=0.0378 m2.
Diện tích cánh:
FC=2.( π . dC2
4−
π . d22
4 ) . nC=2.( π . 0,0492
4−π .0,0282
4 ).170=0,4368 m2
Tổng diện tích bề mặt trao đổi nhiệt của ống với dòng không khí chuyển động cắt
ngang qua là:
F2=F02+FC=0,0528+o , 4368=0,4896 m2.
Vì vậy là hệ số tỏa nhiệt của không khí với cánh α C là:
α C=0,45.2,9.10−2
0,028.¿
ηS:Là hệ số hiệu quả làm cánh:
ηS=1− (1−ηC ) .FC
F2
Tỷ số:
FC
F2
=0,43680,4896
≈ 0,88
Hiệu suất cánh ηCđược tra trên đồ thị theo
dC
d2
=4928
=1,75
và tích số β .hvới:
β=√ 2. αC
λC . δC
=√ 2.57,78110.0,001
≈ 32,4⇒ β . h=32,4.0,0105 ≈ 0,34.
Tra ra ta được ηC=0,92. Do vậy: ηS=1− (1−0,92 ) .0,88=0,93.
⇒ α2=αC . ηS=57,78.0,93=53,73 W /m2 . K
Ta kiểm tra lại giả thuyết về Δt N=0,4 K do Δt Nphải thỏa mãn α 1. Δt N=α2 . Δtkkcoi
Δt kk=Δt=36,8 K nên ta có:
Δt N=α 2 . Δt kk
α1
=53,73.36,84464,5
=0,44 K
(sai lệch so với Δt N=0,4không nhiều nên ta chấp nhận kết quả này).
Hệ số trao đổi nhiệt với diện tích mặt ngoài có cánh F2 được tính khi bỏ qua nhiệt
trở dẫn nhiệt của vách ống (δλ
≈ 0¿ là:
k F2= 1
εC
α 1
+ 1α2
= 19,8854464,5
+1
53,73
=48 W /m2 .K
Khi kể tới bám bụi bẩn ở cánh cũng như đóng cặn của hơi nước bên trong ống ta
có hệ số trao đổi nhiệt tính với hệ số bám bẩn φ=0,85 là:
k F2
t =k F2. φ=48.0,85=40,8W /m2 . K
Do vậy diện tích trao đổi nhiệt bề mặt ngoài của cánh là:
F2=QC
kF 2
t . Δ tkk
= 165.103
40,8.36,8≈ 110m2
Diện tích trao đổi nhiệt bề mặt trong của các ống là:
F1=F2
εC
= 1109,885
≈ 11,13m2
b) Tính thiết kế kích thước hình học của Calorifer:
Với chiều cao ống hay chiều dài ống đã chọn ở trên là H = l = 0,6m ta có tổng số
các ống n là:
n=F1
π . d1 . l= 11,13
π .0,026 .0,6=227 (ố ng)
Với số ống là 227 ống được sắp xếp trong thiết bị hình trụ tròn nên được sắp xếp
trên vỉ ống hình chữ nhật với chiều dài là 16 ống chiều rộng là 15 ống
Kích thước hình học của vỉ hình chử nhật
Dài =D= 16.49=784 mm
Rộng =R= 15.49=735 mm
Thân thiết bị hình tròn có tâm nằm trên giao 2 đường chéo của vỉ hình chử nhật nên
tính được đường kính hình tròn là 1060mm
Tính chiều dài thân thiết bị:
Dt = 1060 mm; Hống = 600 mm.
P=0,1+g . ρ . H=0,1.9,8 .1,06 .0,6 . 10−3=0,1 N /mm2
Ứng suất cho phép tiêu chuẩn của thép CT3 có:
[σ ]¿=140 N /mm2
(Hinh 1-1, trang 15,[4]).
Ứng suất cho phép là:[σ ]=η .¿ (công thức 1 – 9, trang 17, [4]).
[ σ ]p . φh
= 1400,1.0,95
=1330>25
Bề dày tối thiểu của thân là:
S'=Dt . p
2. [ σ ] . φh
= 1060.0,12.140 .0,95
=0,3 mm
(công thức 5-3, trang 96, [4]).
Chọn hệ số bổ sung để quy tròn kích thước C0 = 0,8mm. Tổng hệ số bổ sung với
Cc = 0 là:
C=Ca+Cb+C0=1+0+0,7=1,7
(công thức 1-10, trang 20, [4]).
Bề dày thực của thân thiết bị :
S=S '+C=1,7+0,3=2mm
Kiểm tra điều kiện:
S−Ca
Dt
= 2−11060
=0,0009<0,1 ( t h õ a m ã n )
(công thức 5-12, trang 97, [4]).
Kiểm tra áp suất cho phép trong thân thiết bị:
[ p ]=2 [σ ] φh ( S−Ca )
Dt+ (S−Ca )=
2.140 .0,95(2−1)1060+(2−1)
=0,25 N /mm2> p (t hỏ am ã n )
(công thức 5-11, trang 97, [4]).
Vậy bề dày thân là 2mm
Do thiết bị làm việc ở áp suất khí quyển và điều kiện làm việc bình thường nên ta
lấy bề dày của thân, nắp và đấy là bằng nhau và bằng 2mm
c) Tính toán tổn thất áp suất (trở lực) của dòng không khí(TNS) chuyển động cắt ngang
qua Calorifer:
Trở lực của không khí bao gồm trở lực ma sát và trở lực cục bộ được tính gần đúng
theo quan hệ sau:
Δ p=ξ . ρ .ω2
2. Z
Trong đó:
Z: Số hàng ống,ở đây Z = 15
ω :Tốc độ của dòng không khí qua khe hẹp của Calorifer, ở đây ω=¿7m/s.
ρ :Khối lượng riêng của không khí, ở đây ρ=1,06kg /m3.
ξ :Hệ số trở lực, với chùm ống sole được xác định gần đúng qua biểu thức sau:
ξ=0,72. ℜ−0,245 .( S1−d2
SC
+2)0,9
.( S1−d2
d2)
0,9
.( S1−d2
S2−d2)−0,4
ξ=0,72.¿
⇒ξ=0,36.
Thay vào ta có:
Δ p=ξ . p .ω2
2Z=0,36.1,06 .
72
2.15=140 Pa
5.2. Quạt
Quạt là bộ phận vận chuyển không khí và tạo áp suất cho dòng khí đi qua các thiết bị:
calorifer, máy sấy, đường ống, cyclon. Năng lượng do quạt tạo ra cung cấp cho dòng khí
một áp suật động học để di chuyển và một phần để khắc phục trở lực trên đường ống vận
chuyển.
Năng suất của quạt được đặc trưng bởi thể tích khí đi vào hay đi ra thiết bị sấy.
5.2.1. Tính trở lực:
5.2.1.1. Trở lực từ miệng quạt đến calorifer
Chọn ống nối từ quạt đến caloriphe có đường kính là 0,38 m, dài 2m.
-Vận tốc khí đi trong ống là:
ωd=L
3600. ρ . F
Ta có ρ=1,135 (kg/m3) ở tM = 38,70C
F =
π×d2
4=3 , 14×0 ,382
4=0 , 1134
( m2)
L = 12937,78 (Kg/h)
Vậy
ωd=12937,78
3600.1,135 .0,1134=27,92(m / s)
Chuẩn số Reynol là :
ℜ=ωd . d
ν38,7
= 27,92.0,3816,76.10−6 =63,3031.104>4. 104
(công thức II.4, trang 359, [9])
ℜ=63,3031. 104>4.104 => không khí đi trong ống theo chế độ chảy xoáy[9].
-Chuyển động chảy xoáy chia làm 3 khu vực:
+Vùng 1: nhẵn thuỷ lực học; khu vực này độ nhám không ảnh hưởng đến
hệ số ma sát
ℜg h ≈ 6( dε )
87=6 ( 0,38
10−4 )87=74017,17
(công thức II.60, trang 378, [9])
ε=10
−4
: độ nhám tuyệt đối của ống (bảng II.15, trang 381, [9])
+Khu vực 2: khu vực nhám; khu vực này hệ số ma sát phụ thuộc vào độ
nhám mà không phụ thuộc vào chuẩn số Reynol:
ℜn=220( dε )
98 =220( 0,38
10−4 )98=234.104
Vậy Regh<Re<Ren
ℜg h<ℜ<ℜn
+Khu vực 3: khu vực nằm giữa khu vực nhẵn và khu vực nhám ứng với
Regh < Re < Ren
εd=10−4
0 ,38=2 ,63 .10−4
thuộc trong khoảng 8.10−5
÷ 1250.10−5
Vậy hệ số ma sát được tính theo công thức 11.64, trang 380, [9]:
λ=0,1×(1 ,46εd+100
Re )0 , 25
λ=0,015
Vậy trở lực trên ống từ miệng quạt đến caloriphe là :
ΔP1=λ×l× ρ×ω2
2 d=0 , 015×2×1, 176×27 , 922
2×0 , 38=36 ,186
(N/m2)
5.2.1.2. Trở lực do calorifer
- Nhiệt độ trung của không khí nóng trong calorifer là:
ttb =
80+272
=53 , 5o C
Tại nhiệt độ này tra bảng được: λ=0 ,0285
(W/mđộ), ρ=1,081
(kg/m3),
ν=18 , 307 .10−6
(m2/s) (bảng 6, trang 207, [1]).
Vận tốc của không khí trong calorifer là:
ω= L3600 . ρ . F
Với F = 1,87.1,07 =2 (m2)
ωkk=12937 ,783600×1 ,081×2
=1,66 (m/s)
-Chuẩn số Reynol là:
Re =
ωkk d td
ν= 1 , 66. 0 , 38
18 , 307 .10−6=34456
Re >104
vậy không khí chuyển động theo chế đọ chảy xoáy
Do ống sắp theo kiểu bàn cờ. Vì:
S1
d>
S2
d
Trong đó: S1- khoảng cách giữa các trục ống theo phương cắt ngang của dòng
chuyển động (theo chiều rộng của dòng), S1 = 98 mm.
S2- khoảng cách giữa các trục ống dọc theo phương chuyển động của dòng
(theo độ sâu của dòng), S2 = 46 mm.
d- đường kính ống d = 26 mm
Nên: ξ = (5,4 + 3,4m)Re-0,28 (công thức II.71, trang 404, [9])
Với m là số dãy ốn chùm theo phương chuyển động, m = 38 dãy ống
Suy raξ=
(5,4 + 3,4.38)34456-0,28 = 7,22
Vậy trở lực do caloriphe là:
ΔP2=ξ×ρ×ω2
2=7 , 22×1 , 081×27 , 922
2=10 , 75
(N/m2)
5.2.1.3. Trở lực do đột mở vào calorifer
-Diện tích của mặt cát ngang của ống đẩy
Fo =
π×( 0. 382 )
2
=0 ,113 m2
-Diện tích cắt ngang của caloriphe là :
Ft = 1,07.1,87= 2 m2
Tỉ số
F0
F t
=0 ,1132
=0 , 0565
Tra [2] (trang 387), ta có ξ=0 ,905
Vậy trở lực do đột mở vào caloriphe là:
ΔP3=ξ×ρ×ω2
2=0 , 905×1 , 081×27 , 922
2=381 ,3
(N/m2)
5.2.1.4. Trở lực do đột thu từ caloriphe ra ống dẩn không khí nóng
Không khí nóng có nhiệt độ t = 800C có :ν=21 , 09. 10−6
(m2/s), ρ=1
(kg/m3).
Diện tích cắt ngang của không khí nóng
F2 = π×0 , 382
4=0 ,113
(m2)
Vận tốc của không khí nóng trong ống
ωkk=L
3600 . ρ . F2
=12937,78 3600 .1 . 0 ,113
=31 , 89
(m/s)
-Chuẩn số Reynol:
Re =
ωkk .d
ν=27 , 92×0 ,38
21 , 09∗10−6=503063
Re>104
:Vậy không khí chuyển động theo chế độ xoáy
Tỉ số
F2
F t
=0 ,1132
=0 , 0565
Tra [9] (trang 388), ta được: ξ=0 ,045
Vậy trở lực do đột thu ở calorifer là:
ΔP4=ξ×ρ×ω
kk2
2=22 ,88
(N/m2)
5.2.1.5. Trở lực đường ống dẩn không khí từ caloriphe đến phòng sấy
Chọn đường ống dài 1,5(m)
Đường kính ống d = 0,38 (m)
Tính toán giống ống từ miệng quạt đến caloriphe ta được:
Regh<Re<Ren
Nên khí ở khu vực quá độ λ=0 ,016
Vậy trở lực trên đường ống dẩn khí là:
ΔP5=λ. l . ρ .ω2
2.d=0 , 016×1,5×1 , 081×31, 892
2×0 , 38=34 , 72
5.2.1.6. Trở lực đột mở vào phóng sấy
-Diện tích mặt ngang ống Fo = 0,113 m2
-Diện tích ngang của phòng sấy F1 = H.R =1,87 . 1,89 = 3,5343 m2
Fo
F1
=0 , 032
; tra [9] (trang 387) có ξ=0 ,94
Vậy trở lực đột mở vào phòng sấy là:
ΔP6=ξ×ρ×ω2
2=0 ,94×1 , 081×27 ,922
2=396
(N/m2)
5.2.1.7. Trở lực do đột thu ra khỏi phòng sấy
Nhiệt độ ra khỏi phòng sấy là t2 = 500C có: ρ=1,093
(Kg/m3), ν=17 , 95 .10−6
(m2/s)
Chuẩn số Reynol : Re =
ω×dν
=27 ,92×0 , 38
17 ,95×10−6
= 591064
Re >104
không khí theo chế độ chảy xoáy.
Tra [9] (trang 387), ta được ξ=0,9
Vậy trở lực ΔP7=ξ×ρ×ω2
2=0,9×1 , 093×27 ,922
2=383
( N/m2)
5.2.1.8. Trở lực của phòng sấy:
Ta có thể chọn ΔP8=1000
(N/m2)
5.2.1.9. Tổng trở lực của cả hệ thống:
H p=ΔP1+. . .. .. . .. ..+ ΔP8
H p
= 2201,836 (N/m2)
5.2.2. Tính chọn quạt:
Áp suất làm việc toàn phần: (công thức II.238a, (trang 463, [9]):
H = Hp¿
273+t0
293×760
760×
ρk
ρ
Hp: Trở lực tính toán của hệ thống (Hp = 1541,49 N/m2)
t0: Nhiệt độ làm việc (= 270C)
B = 760 mm Hg: áp suất tại nơi đặt quạt
ρ:Khối lượng riêng của của khí ở đktc
ρ=1,181 (kg/m3)
ρk: khối lượng riêng của khí ở đk làm việc
ρk=1 , 200(kg/m3)
H = 2381,3 (N/m2)
Từ các đồ thị đặc tuyến của quạt (trang 485, [9]), ta chọn quạt II 4.70No16 , có năng
suất khoảng 7000 m3/h; hiệu suất khoảng 0,65.