Проектирование барабанной противоточной сушилки для производства сахара-песка

Основными элементами принципиальной технологической схемы производства сахара-песка являются:

џ очистка свеклы от посторонних примесей;

џ получение свекловичной стружки;

џ экстрагирование сахара методом диффузии;

џ известково-углекислотная очистка сока;

џ выпаривание сока и кристаллизация сахара;

џ сушка и хранение сахара.

В данной работе представляется описание технологического процесса на участках выпаривания сока, кристаллизации и сушки сахара-песка, согласно чертежа технологической схемы (Приложение А), а также описание подготовительных операций.

Свекла поступает в завод и отмывается на кулачковой мойке. Затем идет на очистку от примесей и камней на ботво- и соломоловушках, камнеловушках. Дальше свекла поступает в свеклорезки для измельчения в стружку. Измельченная свекла поступает в диффузию для извлечения сахарозы. После диффузии сок идет на очистку. Сок поступает в преддефекатор, где происходит прогрессивная горячая дефекация, осаждаются щавелевая, уксусная, лимонная, винная, молочная и другие кислоты. Из преддефекатора сок поступает в аппарат основной дефекации. В дефекатор поступает известковое молоко в количестве 2,5-3%, где происходит разложение солей аммония с образованием кальциевых солей и выделением аммиака:

2NH₄C1 + Са(ОН)₂ = СаС1₂ + 2NH₄OH

NH₄OH-NH₃ + Н₂О

Также происходит омыление жиров. Затем дефектованный сок самотеком поступает в котел первой сатурации. Сок сатурируется сатурационым газом с содержанием 28-32 % СО₂.

При первой сатурации происходит:

СО₂+Н₂О = Н₂СО₃

Са(ОН)₂ +Н₂СО₃ = СаСОз + 2Н₂О

Са(ОН)₂ - щел. По ср 0,25% СаО > 0,15СаО >0,1>12%Са

(С₁₂Н₂₂О₁₁ )х * (СаСО₃)у * (CaO)Z

После аппарата первой сатурации сок идет на проведение фильтрации. Отфильтрованный сок поступает в котел второй сатурации. Туда же подается известковое молоко.

СО₂+Н₂О = Н₂СО₃

Са(ОН)₂ + Н₂СО₃ = СаСО₃ + 2Н₂О

Когда прореагирует вся известь, углекислота взаимодействует со свободными щелочами КОН и NaOH

КОН + Н₂СО₃ = К₂СО₃ + 2Н₂О

Затем насосом сок подается на дисковые фильтры для контрольной фильтрации. После фильтрации сок идет на выпаривание установки для выпаривания воды

Для получения кристаллического сахара из очищенного сока необходимо удалить большое количество воды(растворителя) (около 115% к массе свеклы). В результате образуется пересыщенный сахаром раствор.

Для упаривания исходного диффузионного сока на ОАО «Воронежский сахарный завод» применяется типовая четырехкорпусная выпарная установка под уменьшенным вакуумом.

Выпарная установка совместно со вспомогательным оборудованием (сепараторы, насосы, барометрический конденсатор и пр.) образует выпарную станцию 1. Нагрев первого корпуса выпарной станции производится за счет подачи пара из ТЭЦ предприятия. Конденсат выпарной станции используется на нужды предприятия.

Очищенный диффузионный сок поступает из отделения фильтрации на упаривание в выпарную станцию 1, где выпаривается основная часть воды. Далее упаренный раствор сливается в сборник 2, откуда забирается насосом 3 и подается в сульфитатор 4. Сульфитация проводится сульфитационным газом, содержащим сернистый ангидрид(SO₂).На ОАО Воронежский сахарный завод применяются оросительные сульфитаторы СО - 1.5. Данный аппарат представляет собой колонну с ситчатыми тарелками, раствор, подлежащий сульфитации, подается в верхнюю часть аппарата, сульфитациооный газ поступает в нижнюю часть колонны и движется противотоком к раствору. Отработанный газ удаляется из аппарата в атмосферу. Сульфитированный раствор сливается в сборник 5, откуда насосом 7, предварительно пройдя очистку в блоке фильтров 6, подается в сборники сульфитированного раствора 9, обогреваемые паром.

Сахарозу в виде кристаллов можно выделить только из пересыщенного раствора, Исходным продуктом для такого пересыщенного раствора является полученный на выпарной станции сироп, прошедший сульфитацию и фильтрование.

На ОАО «Воронежский сахарный завод» применяется двух кристаллизационная технологическая схема.

Кристаллизация первого утфеля осуществляется путем выпаривания воды в специальных выпарных аппаратах периодического действия под вакуумом, для снижения температуры кипения раствора, что необходимо для предотвращения разложения сахара и более полного проведения процесса кристаллизации. Кристаллизация второго утфеля производится сначала в вакуум-аппаратах, а затем завершается при охлаждении в утфелемешалках- кристаллизаторах.

Фильтрованный сульфитированный раствор из сборников 9 насосом 10 направляется в вакуум-аппараты 11, 12 первого утфеля, где упаривается при температуре 70-75 ⁰С до содержания 92,0-93,0 %% сухих веществ(СВ).

Сваренный до заданной плотности утфель при спуске в утфелемешалки 13, 14 расколачивается артезианской водой, для упаривания первого утфеля в вакуум-аппараты подается вторичный пар второго корпуса выпарной станции. Образовавшийся вторичный пар при упаривании первого утфеля поступает в барометрический конденсатор, где конденсируется. Управление спуском первого утфеля из вакуум-аппаратов производится гидроцилиндрами.

Выделение сахара из первого утфеля производится при температуре 75 ⁰С на быстроходных автоматизированных центрифугах 15. В результате центрифугирования получаем влажный сахар и первый оттек (фугат).Который отводится в сборник 16, а затем насосом 17 подается в смеситель 8, где смешивается с сульфитированным раствором. После отделения первого оттека отфугованный сахар поддается пробелке артезианской водой, перегретой до температуры 115-120 ⁰С и подаваемой в количестве 2 - 3 % к массе фугуемого утфеля.

Белый сахар из центрифуг поступает на вибротранспортер 18, которым транспортируется к элеватору 19 подающему сахар на отделение сушки.

Образовавшийся в процессе второй фуговки фугат (второй оттек) сливается в сборник 20, откуда насосом 21 транспортируется в сборники второго оттека 22, обогреваемые паром. Из сборников 22 второй оттек, насосом 23 подается на упаривание второго утфеля в вакуум-аппараты 24, 25. Где происходит упаривание второго утфеля и частичная кристаллизация сахара (второго продукта). Завершается процесс кристаллизации в утфелемешалках-кристаллизаторах 26, 27. Далее суспензия, состоящая из кристаллов второго продукта и межкристаллитной жидкости (патоки) поступает на фуговку в центрифуги 28. Полученный, в результате фуговки, сахар выгружается на ленточный конвейер 29 и отправляется на повторную переработку. Патока, полученная в процессе фуговки второго продукта, отправляется для реализации потребителям.

Белый сахар, выходящий из-под центрифуг имеет значительную влажность (при пробелке водой -1,5%). Товарный сахар-песок должен иметь влажность 0,1-0,2 % при хранении в мешках, и 0,03-0,05% при бестарном хранении. Поэтому сахар, выходящий из-под центрифуг, должен быть высушен и охлажден до температуры хранения (20-25 ⁰С).В этих целях он транспортируется вибротранспортером и элеватором в сушильно-охладительную установку, принцип работы которой представлен ниже.

Влажный материал (сахар) из отделения фуговки при помощи вибтотранспортера 18 подается во встроенный сборник элеватора 19, которым далее транспортируется в сборник влажного материала 30 и далее поступает загрузочный бункер сушильного аппарата 31.

Сушка сахара производится очищенным в масляных фильтрах 41 и подогретом в калорифере 42 воздухом. Пройдя процесс сушки высушенный «горячий» сахар с температурой 50⁰С при помощи ленточного конвейера 32 подается на охлаждение в барабанный охладитель 33, где охлаждается до температуры хранения 20-25⁰С⁰С. Охлаждение сахара производится холодным очищенным в масляных фильтрах 44 воздухом. Выходящий из сушильного и охладительного барабанов воздух очищается от сахарной пыли в пылеуловителе 40. Пылеуловитель представляет собой два мокрые циклона, соединенные последовательно, орошаемые частью первого оттека.

Высушенный и охлажденный сахар поступает на ленточный конвейер 34 которым транспортируется на классификатор 35, где товарный сахар отделяется от комков. Товарный сахар поступает в сборник 36, откуда ленточным конвейером 39 отправляется на фасовку. Скомковавшийся сахар поступает в сборник 37, откуда ленточным конвейером 38 направляется на повторную переработку аналогично второму продукту. Пыль, уловленная в пылеуловителях, также идет на повторную переработку. Подача воздуха на охлаждение и сушку сахара осуществляется с помощью газодувок 43. Артезианская вода поступающая на промывку сахара предварительно прогревается в теплообменнике 45.

Для выпарки первого и второго утфелей на ОАО«Воронежский сахарный завод» применяются выпарные вакуум-аппараты ПУ-2А- 60. Для приема первого утфеля применяются утфелемешалки УМ-1, для приема второго утфеля применяют утфелемешалки-кристаллизаторы с охлаждением.

Для фуговки первого утфеля применяют центрифуги периодического действия с ножевым снятием осадка и программным управлением ФПН-1251Л-2, для фуговки второго утфеля применяют центрифуги фильтрующие вертикальные непрерывно действующие типа ФВИ-1001К-1 с инерциальной выгрузкой осадка.

Для улавливания сахарной пыли применяются циклоны НИИОГАЗ серии ЦН-15.

4.2 Технологические расчеты аппарата

Количество абсолютного сухого вещества находим по формуле [4]

, (4.3)

где G₁ - количество влажного материала поступающего в сушилку, кг/ч;

u₀ - начальная влажность сахара, %.

Количество влажного материала, поступающего в сушилку G₁ определяем по формуле

G₁=н·G₀, (4.4)

где н - выход сахара по массе свеклы;

G₀ - производительность завода по свекле.

(кг/ч),

(кг/ч).

Количество высушенного материала

, (4.5)

(кг/ч).

Количество удаляемой влаги из уравнения материального баланса, формула 21-16 [2]:

W=G₁ - G₂ (4.6)

W= 18750-18505,76 = 244,24 (кг/ч)

Проверим эту величину по формуле 10.2 [3]

, (4.7)

(кг/ч)

4.2.3 Предварительный выбор основных габаритных размеров барабана

Задаемся напряжением барабана по влаге и выбираем диаметр барабана A_v= 7,5кг/(м²·ч) D_б = 2,2 м [8]. Объем барабана

, (4.8)

(м³).

Зная величину объема барабана, а также его диаметр, определим длину по следующей зависимости

, (4.9)

(м).

Принимаем длину барабана L_б =12 м и определяем отношение

что является приемлемым, так как отношение длины аппарата к его диаметру должно лежать в пределах 3,5 - 7.

4.2.4 Тепловой баланс

Тепловой баланс для процесса сушки сахара песка рассчитывается на зимние условия, так как сахарные заводы работают в большинстве случаев в зимнее время года.

Удельный расход сухого воздуха на сушку определяется по формуле 496 [4]:

, (10)

(кг/кг влаги)

Часовой расход воздуха

L = l·W, (4.11)

L = 49·244,24 = 11970 (кг/ч)

Объем воздуха на входе в сушилку

V₁=х₁·L (4.12)

где х₁ = 1,11 м³/кг - удельный объем влажного воздуха при t₁ =130 °С;

х₁ = 1,82 г/кг_{сух.возд} [10]

V₁ = 1,11·11970 = 13290 (м³/ч).

Объем воздуха на выходе из сушилки

V₂ = х₂·L, (4.13)

где х₂ - удельный объём влажного воздуха,

х₂= 0,994 м³/кг - при t₂ = 60 °С и ц₂= 13,5 % [10]

V₂= 0,994·11970= 11900(м³/ч).

Расход тепла на подогрев воздуха в калорифере определяем по формуле 500 [4] (в расчете на 1 кг влаги)

q_к=l(I₁ - I₀), (4.14)

q_к = 49·[135,8 - (-2,51)] = 5256(кДж/кг).

Часовой расход тепла:

Q = q_к ·W, (4.15)

Q = 5256 · 244,24 = 1283672 (кДж/ч).

Определим потери тепла в окружающую среду. Для расчета коэффициента теплоплопередачи от воздуха в окружающую среду найдем среднюю скорость воздуха в сушилке

, (4.16)

где в - коэффициент заполнения барабана материалом, в = 0,15 [4];

F_б - поверхность поперечного сечения барабана, м²,

F_б = 0785D_б².

(м/с),

что допустимо, так как при < 1м/с унос материала минимальный. Принимаем = 1,1 м/с.

При средней температуре воздуха в сушилке

, (4.17)

.

При этом кинематическая вязкость воздуха н = 21,6·10^-6 м³/с; коэффициент теплопроводности

л = 2,66·10^-2 = 3,09·10^-2(Вт/(м·К)).

Определяем режим движения воздуха, для чего находим значение критерия Рейнольдса [4]

Re =, (4.18)

где щ_в- средняя скорость воздуха в сушилке, м/с;

D_б - диаметр барабана, м;

н - коэффициент кинематической вязкости, м³ /с.

Re =.

Так как Re >10⁴, то коэффициент теплоотдачи от воздуха к стенке за счет вынужденной конвекции а, находим по формуле 509 [4]

Критерий Нуссельта

Nu_r=0,018Re^0.8е_l (4.19)

uде е_l - поправочный коэффициент, зависящий от Re и отношения длины сушилки к диаметру барабана, е_l = 1,18 табл. 17 [4]

Nu_r=0,018·11200^0.8·1,18= 36,8

Тогда

, (4.20)

(Вт/(м²·К)).

Определяем коэффициент теплоотдачи за счет естественной конвекции по формуле 515 [4]

Nu_f=0,47·Gr^0,25, (4.21)

где критерий Грасгофа определяем по формуле:

, (4.22)

.

Тогда имеем

Nu_f = 0,47·(l50·10⁸)^0,25 =165,

, (4.23)

(Вт/(м²·К)).

Коэффициент теплоотдачи от воздуха к стенке:

б₁ =k(б' + б”) , (4.24)

где k =1,2 - 1,3 - поправочный коэффициент, учитывающий турбулизацию потока, принимаем k =1,25.

б₁= 1,25·(0,517+2,32) = 3,55 (Вт/(м²·К)).

Определяем коэффициент теплоотдачи от наружной стенки барабана в окружающую среду. Теплоотдача происходит за счет естественной конвекции б₂. Принимаем, что температура в цехе 20 °С, а температура изолированной наружной стенки 30 °С.

Средняя температура пограничного слоя воздуха у стенки

.

Для этих условий

л = 2,26·10^-2 ккал/м² *·ч·* ⁰С = 2,63 ,

х =16·10^-6 м²/с.

Тогда критерий Грасгофа

.

С учетом толщины стенки и слоя изоляции наружный диаметр D_н барабана ориентировано принимаем равным 2,4 м. Тогда

(Gr·Pr) = 167·10⁸·0,7 =116,9·10 ⁸ > 2·10 ⁶

По этим данным выбираем формулу для расчета Nu _n [4, табл. 16], формула 272 [4].

Nu_n=c·(Gr·Pr)ⁿ (4.25)

Где с = 0,135; n = 1/3, табл. 16 [4]

Nu_n =0,135·=306.

Тогда

, (4.26)

.

Коэффициент теплоотдачи за счет лучеиспускания определяем по формуле 517 [4].

, (4.27)

где е - степень черноты для поверхности, покрытой масляной краской [3],

е = 0,95;

с₀ = 4,96 = 5,75

- коэффициент лучеиспускания абсолютно черного тела;

Т_ст и Т_ср - абсолютная температура соответственно стенки и окружающей среды,

.

Коэффициент теплоотдачи от стенки барабана к воздуху определяем по формуле 516 [4]

б₁ =б'₂ + б”₂ , (4.28)

б₁ =3,35 + 5,82 = 9,17 .

Определяем необходимую толщину слоя изоляции. Принимаем, что слой изоляции толщиной д₂ защищен кожухом из железа д_з = 1 мм. Коэффициент теплопроводности железа л_з = 45. В качестве изоляционного материала выбираем асбестовые волокна (л₂ = 0,11) [3].

Толщину стенки барабана предварительно принимаем д_ст.б=10 мм; л₁= 45 [3].

Удельный тепловой поток через цилиндрическую стенку [4]

q_l = р·D_б *·б₁·(t_f1 - t_щ1), (4.29)

q_l = 3,14 *· 2,2 · 3,55*· (95 - 60) = 858,3 (Вт/(м·К)).

Наружный диаметр барабана

D_н = D_б + 2· s, (4.30)

где s - толщина стенки барабана, предварительно примем s = 10 мм;

D_н = 2200 + 2·10=2220(мм).

Исходя из этого можно также записать

, (4.31)

,

Откуда определяем D₂= 2,26 м и толщину слоя изоляции

(м).

Принимаем д_из = 30 мм.

Уточняем наружный диаметр барабана

D_н = 2,2 + 2 * 0,01 + 2 * 0,03 = 2,28 (м)

Общий коэффициент теплопередачи [4].

, (4.32)

.

Средняя разность температур между сушильным агентом и окружающей средой [5]

Дt_б=130 - 20=110°C,

Дt_м = 60 - 20 = 40 °С

,

, (4.33)

(⁰С) = 69,3(К).

Поверхность теплообмена

F = р * D_н·L_б + 2 · 0,785 · D_н², (4.34)

F = 3,14· 2,28 · 12 + 2 · 0,785· 2,28²,

Потери тепла в окружающую среду на 1кг влаги согласно формуле 507 [4]

, (4.35)

= 175 (кДж/кг влаги)

Составляем тепловой баланс сушки

Приход тепла, кДж/кг влаги:

1. С воздухом

q =l * I₀ , (36)

q =49 * (-2,51) = -123(кДж/кг).

2. С влагой материала

q₁ = 1 * t_нм = 20 (ккал/кг) = 83,8 (кДж/кг).

3. С материалом

, (37)

где С"_м - температура сахара на выходе из сушилки, определяется по формуле 505[4]

, (4.38)

где С_сух- удельная теплоемкость сухого материала, (кДж/(кг·К)),

С_сух = 0,71(кДж/(кг·К)) [6];

u_к - влажность сахара, %;

,

(кДж/кг).

4. От источника тепла в калорифере

q_k = 5256 кДж/кг

Итого: 6209 кДж/кг.

Расход тепла, кДж/кг влаги:

1. С воздухом

q =l * I₂ (39)

q = 49 * 117,8 = 5772,2 (кДж/кг)

2. С материалом

(кДж/кг)

3. Потери в окружающую среду q_n= 174 кДж/кг

Итого: 8636 кДж/кг.

Расхождение баланса

8636 - 6209 = 2427 (кДж/кг влаги),

что составляет

,

а это не допустимо.

Поэтому изменяем параметры выходящего из сушилки воздуха и повторяем расчет:

Принимаем t₂ = 60 °С и ц₂= 15%

(кг/кг влаги);

L= 57,07 · 244,24 = 13940,6 (кг/ч);

V,=1,11 · 13940,6 = 15474 (м³/ч);

V₂ = 0,988 · 13940,6= 13773 (м³/ч);

q_к= 57,07·[135,8 - (-2,51)] = 7893 (кДж/кг);

Q = 7893·244,24 = 1927872 (кДж/ч);

(м/с).

Принимаем щ_в^ср= 1 м/с,

;

Nu_f = 101852^0,8 * 0,018 = 216;

(Вт/(м²·К));

б₁^”= 2,32(Вт/(м²·К))

б₁ = l,25· (3,03+2,32) = 6,68(Вт/(м²·К));

б₂'= 3,35(Вт/(м²·К));

б₂^”= 5,82(Вт/(м²·К));

б₂ = 9,17(Вт/(м²·К));

q_l = 3,14·2,2·6,68·(95-60)= 1615(Вт/(м²·К)); .

(Вт/(м²·К));

= 180,5 (кДж/кг влаги)

Приход тепла:

1. С воздухом

q = 57,07 * (-2,51) = -143,2 (кДж/кг);

2. С влагой материала

q = 1· t_нм =20 (ккал/кг) = 83,8 (кДж/кг);

3. С материалом

q = 1076 (кДж/кг);

4. От источника тепла в калорифере q _к = 7893(кДж/кг).

Итого: 8909,6 кДж/кг.

Расход тепла:

1. С воздухом

q = 57,07 * 110,8 = 6323,4 (кДж/кг).

2. С материалом q = 2689,8 (кДж/кг).

3. Потери в окружающую среду q_n = 180,5 (кДж/кг).

Итого: 9193,7 кДж/кг.

Невязка баланса

9193,7 - 8909,6 = 284,1(кДж/кг)

влаги, что составляет

,

а это допустимо.

Определяем величину Д на 1 кг влаги по формуле 501 [4]

Д = (C_вл ·* t_нм + q_д) - (q_м + q_тp + q_n) (4.40)

Имеем q_д = 0; q_тр = 0 и согласно формуле 504 [4]

, (4.41)

(кДж/кг).

Д = 1·* 4,19 * 20 - (1614 + 180,5) = -1710,7 (кДж/кг).

Расчет процесса сушки с помощью I - x - диаграммы. Наносим на диаграмму точку А, начало процесса (по t_o= -7°C и ц₀⁼ 84%). Проводим из точки А вертикаль до пересечения с изотермой t₁ = 130 °С в точке В.

Линия АВ характеризует процесс подогрева воздуха в калорифере. Строим линию теоретического процесса сушки, проводя из точки В прямую I = const до пересечения с изотермой t₂ = 60 °С В точке С_м. Отрезок ВС_м характеризует теоретический процесс сушки. Строим линию действительного процесса, которая пройдет через точки В и Е. Положение точки Е для любой произвольно выбранной точки е найдем из уравнения

еЕ = ef = 30= 24,49 (мм). (4.42)

Для рассматриваемой точки е при Д = - 218 отрезок ef = 6 мм (измеряем на I - x - диаграмме). Отношение масштабов диаграммы (использованной в расчете):

, (4.43)

где M_f и M_d - масштаб I - x - диаграммы соответственно по оси I и оси x.

Так как Д < 0, то линия действительного процесса пройдет ниже линии теоретического процесса. Отрезок еЕ откладываем вниз от точки е. Проводим линию действительного процесса до пересечения с изотермой t₂ = 60°C в точке С. Линия ВС характеризует действительный процесс сушки.

Определяем графически удельный расход воздуха в кг на 1 кг влаги на сушку

(кг/кг влаги)

СД = 42 мм (по I - x - диаграмме ).

В аналитическом расчете получено l = 57,07 кг. Расход тепла на сушку 1кг влаги

= 1869(ккал/кг) = 7831(кДж/кг).

По аналитическому расчету q_п = 7893кДж/кг. Расхождение составляет 1%.

Рассчитываемый процесс сушки изображенный на I - x - представлен на рис.2.3.

Рисунок 2.3 - Процесс сушки в барабанной сушилке в I - x - диаграмме

4.3 Конструктивные расчеты

4.3.1 Окончательный выбор размеров сушилки

Учитывая, что выбранная сушилка вполне удовлетворяет технологическим требованиям процесса сушки, а также имея ввиду, что скорость воздуха в сушилке (щ = 1,0 м/с) находится в допустимых пределах, можно остановиться на выбранных размерах:

џ диаметр сушилки D = 2200 мм;

џ длина барабана L = 12000 мм.

4.3.2 Определение продолжительности сушки

Время сушки сахарного песка в барабанной сушилке рассчитывается по формуле [4]:

, (4.44)

где с - насыпная масса материала, с = 820 кг/м³ [12].

(мин),

Проверяем расчет времени сушки.

Объем барабана

V₆ = 0,785 * 2,2²·* 12 = 45,6 (м3)

Объемная подача материала

, (4.45)

(м³/мин).

Время сушки

, (4.46)

(мин).

4.4 Определение гидравлического сопротивления аппарата