Tài liệu Phần tính toán

G2 = 500 kg/h 100−w 2 100−14 G1 = G2 100−W 1 =500 100−32 =633 [kg/h] Lượng ẩm bốc hơi trong 1h W= G1 – G2 = 633 – 500 = 133 [kg/h] Tác nhân sấy 1000 W L0 = d 0−d 1 2 0 T0 = 30 φ0 = 82% Tra đồ thị I – d => I0 = 20,5 [kCal/kg/KK] d0 = 21,5 [g/kg KK] chọn nhiệt độ đầu ra của thiết bị sấy t1 = 700C tra đồ thị I – d => I1 = 31 [kCal/kg/KK] d1 = d0 = 21,5 [g/kg KK] φ1 10 chọn nhiệt độ đầu ra t2 = 360C ( φ98  tra đồ thị I – d => I 0  I1 = 31 [kCal/kg/KK] 2 0 d 2 = 36 [g/kg KK] thay vào ta tính được L 1000 W 1000.133 L0 = d 0−d 1 = 36−21,5 = 9173 [kg/h] 2 Lượng không khí khô cần thiết để bốc hơi 1 kg ẩm: l0 = L0 W = 9173 133 = 69 [kgkk/h] Vì đây là quá trình có hồi lưu 25 n= 25 75 = 1 3 khí thải nên ta có: Lượng không khí hồi lưu là: 1 1 LH = 3 .L = 3 .9173 = 3058 [kgkk/h] lH = LH W = 3058 133 = 23 [kgkk/h] Ta có: L0 = L - L H = 9173 – 3058 = 6115 [kgkk/h] l0 = L0 w = 6145,4 133 = 46,2 [kgkk/h] - lượng nhiệt cần cung cấp cho quá trình sấy lý thuyết: lượng nhiệt tiêu tốn để làm bay hơi 1 kg ẩm bão hòa: q = l0 .(I1 – I0) = 46.2 . (31 – 20,5) = 485,1 [kj/kg] -lượng tiêu tốn cho cả quá trình sấy: Q = q. W = 485,1 . 133 = 64518,3 [kj/h] = 18 [kw] -tính toán nhiệt +Tính toán các tổn thất nhiệt sấy lý thuyết. +Tổn thất nhiệt do vật liệu sấy mang ra ngoài: +Nhiệt dung riêng của cà phê ra khỏi thùng sấy: Cv2 = Cvk ( 1 – w2) + Ca. W2 , [kJ/kg.K] Trong đó: Cv2- Là nhiệt dung riêng của cà phê ra khỏi thùng sấy. Ca- Là nhiệt dung riêng của nước. Cvk- Là nhiệt dung riêng của cà phê khô. Ca = 4,18 (kJ/kgK) Cvk = 0,37 (kcal/kg.K)= 1,54912 [kJ/kg.K] Nên Cv2 = 1,54912 (1 – 0,14 ) + 4,18. 0,14 = 1,9175 [kJ/kg.K] Khi đó tổn thất nhiệt do vật liệu sấy mang đi bằng: Qv = G2.Cv2 (t2-t0) = 500. 1,9175 (36-30) = 5752,5 [kJ/h] qv = Qv w = 5752,5 133 = 43,25 [kJ/kg ẩm] -tổn thất ra môi trường -lưu lượng thể tích trung bình , theo phụ lục 5 sách kĩ thuâ ât sách (tác giả trầ văn phú ) ứng với trạng thái TNS trước ( t1, φ1 ) = (700C,10%) và sau TBS (t2, φ2 ) = ( 360C, 98%) ta tìm được thể tích không khí ẩm ứng với 1kg không khí khô tương ứng bằng v1 = 1,02 [m3kkẩm/kgkk] và v2 = 0,95 [m3kkẩm/kgkk]. Do đó , lưu lượng thể tích tương ứng bằng: V1 = v1.L0 = 1,02.6145.4 = 6268 [m3/h] = 1.74 [m3/s] V2 = v2.L0 = 0,95.6145.4 = 5838 [m3/h] = 1.62 [m3/s] Vtb0 = 0,5( V1 + V2 ) = 0,5(1,74 + 1.62) = 1.68 [m3/s] tiết diê n tự do của thùng sấy: â chúng ta đã chọn hê â số điền đầy β = 0,25 Ftd = (1-β).Fts =  1−0,25  . π . D =  1−0,25  .3,14 . 1,5 = 1,325 [m2] 4 4 2 2 V tb0 1,68 Khi đó tốc độ TNS lý thuyết V0 bằng: V0 = F = 1,325 = 1,3 [m/s] td vâ ây Chúng ta giả thiết tốc độ TNS trong quá trình sấy thực V= 1,3 [m/s] Như vậy các dữ liệu để tính mật độ dòng nhiệt gồm: Nhiệt độ dịch thể nóng trong trường hợp này là nhiệt độ trung bình của TNS vào và ra khỏi thùng sấy: tf1 = 0,5.(t1+ t2)= 0,5.(70+ 36)= 53 ℃ Nhiệt độ dịch thể lạnh. Nhiệt độ này chính là nhiệt độ môi trường: tf2= to= 30 ℃ Thùng sấy làm bằng thép có chiều dày  = 3 mm . thùng sấy được bọc 1 lớp cách nhiê ât dày 50 (mm) với hê â số dẫn nhiê ât λ cn = 0,2 [W/mK] . Do đó đường kính ngoài của của thùng sấy D2 = (1,2 + 2.0.003 + 2.0.05) =1,306, khi đó D2/D1 = 1,306/1,2 =1,08 < 2 nên tính toán tổn thất nhiê ât qua tùng sấy như qua vách thẳng Phía trong thùng sấy là trao đổi nhiệt đối lưu cưỡng bức với tốc độ tác nhân giả thiết bằng v= 1,3 m/s. Khi đó hệ số trao đổi nhiệt đối lưu cưỡng bức giữa TNS với bề mặt trong của thùng sấy tính theo công thức : α 1= C+Dw vì V = 1,3 m/s < 5m/s nên C = 6,15, D = 4,17 α 1 = 6,15 + 4,17.1,3 = 11,6 [W/m2oK] Trao đổi nhiệt đối lưu phía ngoài giữa mặt thùng sấy với không khí xung quanh theo kinh nghiệm là trao đổi nhiệt đối lưu tự nhiên chảy rối. Do đó, hệ số trao đổi nhiệt đối lưu  2 sẽ được tính theo công thức :  2  1,715.(tw 2  t f 2 ).0,333 Trong đó: tw2 là nhiệt độ mặt ngoài của thùng sấy, nhiệt độ này chưa biết. Như vậy mật độ dòng nhiệt sẽ phải thõa mãn đẵng thức q1= q2= q3. Trong đó: q1  1 .(t - t ) f1 w1   (tw  tw ) q2  1 2 q3= α 2 .(tw2- tf2) Ở đây tw1 là nhiệt độ mặt trong của thùng sấy cũng chưa biết. Đương nhiên khi mật độ dòng nhiệt thõa mãn các đẳng thức trên đây thì nó cũng phải thõa mãn phương trình truyền nhiệt: qk t f 1 −t f 2  Trong đó: k là hệ số truyền nhiệt và bằng: k 1 1 1 1   α1 λ α2 δ Từ q3= α2 .(tw2- tf2), ta có q3= 1,715.( tw2- 30)1,333 ta có: t w 2 t w 1 −q1 . δ λ Diện tích bao quanh thùng sấy F. Vì chúng ta tính truyền nhiệt qua thành thùng sấy như là truyền nhiệt qua vách phẳng, do đó diện tích bao quanh thùng sấy bằng diện và diện tích ống dẫn và ống thải hai đầu thùng sấy, trong đó: Dtb= 0,5.(D1+D2) = 0,5 (1,2 + 1,306) = 1,253 [m] ta lấy : π . D tb F  π . Dtb . L  2 4 2 2 3,14.1,253 = 3,14.1,253.4,2 + 2. 4 = 19 [m2] Nhiệt lượng có ích: Qhi = i2 – Ca. Tvl với [ i2 = 2500 + 1842.t2] = 2500 + 1,842 .60 – 4.18.30 = 2441 [Kj/kg] Mặt khác, ta có: qxq = 3 ÷ 5%.qhi, chọn: qxq = 3%.qhi = 0,03.2441= 73,23 kJ/kg  Hiệu số nhiệt độ trung bình giữa tác nhân sấy và môi trường bên ngoài, ttb  Gọi:  t 1d ,t1 c : nhiệt độ đầu và cuối của tác nhân sấy khi qua thùng sấy 0  t 1d t 1 70 C  t 1c t 2 36 C 0 t 2 d ,t 2 c : nhiệt độ môi trường xung quanh, 0 t 2 d t 2 c t 0 30 C   Hiệu số nhiệt độ của 2 dòng lưu chất ở đầu vào và đầu ra của thùng sấy: Δt d t 1d −t 2 d 70−30 400 C 0 Δt c t 1 c−t 2 c 36−306 C t  tc 40  6 ttb  d   17,920 C  t   40  ln  d  ln   6   tc   Theo giả thiết thì ta có:  K  q xq .W F . ∆ t tb = q xq  K . F . Δt tb 73,23.133 19.17,92 W = 28,6 [W/m2.độ] ta có K = 28,6 [W/m2.độ] Mật độ dòng nhiệt: q = k (tf1 – t0) = 28,6 (53 – 30) = 657,8 [W/m2] Do đó tổn thất nhiệt ra môi trường Qmt bằng Qmt= 3,6.q.F = 3,6. 657.8 .19 = 44993,5 [kj/kgẩm] Qmt = Q mt w = 44993,5 133 = 338,3 [kj/kgẩm] Trong hệ thống sấy thùng quay, tổng tổn thất nhiệt bằng tổng tổn thất nhiệt do VLS mang đi và tổn thất nhiệt do tỏa ra môi trường. Tổng tổn thất này bằng: Qv+ Qmt = 5752,5 + 44993,5 = 50746 [kJ/h] qv +qmt = 43,25 + 338,3 = 381.55 [kj/kgẩm]