Если у вас возникли сложности с курсовой, контрольной, дипломной, рефератом, отчетом по практике, научно-исследовательской и любой другой работой - мы готовы помочь.
Предоплата всего
Подписываем
81
81
МИНИСТЕРСТВО ОБРАЗОВАНИЯ РОССИЙСКОЙ ФЕДЕРАЦИИ
КЕМЕРОВСКИЙ ТЕХНОЛОГИЧЕСКИЙ ИНСТИТУТ ПИЩЕВОЙ ПРОМЫШЛЕННОСТИ
В.Н. Иванец, И.А. Бакин, С.А. Ратников
ПРОЦЕССЫ И АППАРАТЫ ПИЩЕВЫХ ПРОИЗВОДСТВ
Учебное пособие
для студентов дневной и заочной форм обучения
Рекомендовано Сибирским региональным учебно-методическим центром высшего профессионального образования для межвузовского использования при подготовке специалистов по направлениям 655800 «Пищевая инженерия» и 551800 «Технологические машины и оборудование»
КЕМЕРОВО 2004
УДК: 664.002.5.(075)
Печатается по решению редакционно-издательского совета Кемеровского технологического института пищевой промышленности
Рецензенты:
Иванец В.Н., Бакин И.А., Ратников С.А.
Процессы и аппараты пищевых производств: Учебное пособие. - Кемеровский технологический институт пищевой промышленности.- Кемерово, 2004.-180с.
ISBN 5-89289-291-3
В учебном пособии рассмотрены основные понятия и классификация процессов и аппаратов пищевых производств. Даются теоретические и практические аспекты проведения гидромеханических, тепловых, массообменных и механических процессов, а также показано практическое применение этих процессов в пищевых отраслях промышленности и показаны основные конструкции аппаратов.
Ил. - 81, библ. назв. - 15
П 4001030000 У50(03) - 04
ISBN 5-89289-291-3 © Кемеровский технологический
институт пищевой промышленности, 2004
ВВЕДЕНИЕ
Современные пищевые производства оснащены сложными машинами и аппаратами, в которых осуществляются не менее сложные технологические процессы превращения сырья в конечные продукты и полуфабрикаты.
Курс “Процессы и аппараты пищевых производств” является одной из общеинженерных дисциплин при подготовке специалистов для предприятий пищевой и перерабатывающей промышленности и базируется на общенаучной подготовке, которая дается студентам на первых курсах. Помимо самостоятельного значения, курс служит основой для изучения последующих специальных дисциплин.
Целью курса является изучение основных процессов и аппаратов, применяемых в пищевой промышленности, а также формирование навыков расчета и анализа процессов и аппаратов. Задача курса - изучить не столько конкретные процессы и аппараты, сколько общие закономерности наиболее типичных процессов, методы их интенсификации и типовое оборудование.
Наука о процессах и аппаратах является основой каждой отрасли технологии пищевых производств. Возникнув в конце прошлого века, она является научной дисциплиной, которая играет громадную роль в различных современных технологиях пищевых производств.
В пищевой промышленности осуществляются самые разнообразные процессы, в которых исходные материалы в результате химического взаимодействия претерпевают глубокие превращения, сопровождающиеся изменением агрегатного состояния, внутренней структуры и состава веществ. Наряду с химическими реакциями протекают физические (в том числе механические) и физико-химические процессы. К ним относятся: перемещение жидкостей и твердых материалов, их нагревание и охлаждение, разделение жидких и газовых неоднородных смесей, выпаривание растворов, сушка материалов и т.д.
Курс «Процессы и аппараты пищевых производств» (ПАПП) строится на основе выявления аналогии внешне разнородных процессов независимо от отрасли пищевой промышленности, в которой они используются. Преимущество такого подхода заключается в познавании общих закономерностей протекания процессов, основанное на использовании законов механики, гидродинамики, термодинамики и других базисных дисциплин.
В курсе ПАПП рассматриваются не только процессы, но и аппараты, в которых они протекают. Под словом аппарат понимают любое устройство, в котором обычно протекает технологический процесс. Обычно аппаратом называется сосуд, снабженный различными механическими приспособлениями. Однако некоторые из устройств, которые мы будем рассматривать, являются типичными рабочими машинами (центрифуги, дробилки, смесители и т.д.).
Курс ПАПП дает основы теории процессов, методики расчета и основные принципы конструирования аппаратов, является базой для курсового и дипломного проектирования.
Таким образом, курс ПАПП завершает общеинженерную подготовку специалиста и является необходимым переходным звеном к изучению специальных дисциплин (расчеты и конструирование, оборудование заводов, общая технология пищевых производств и т.д.).
Наука о ПАПП создана в результате большой работы, проведенной отечественными и зарубежными учеными.
Так в 1897 году Д.И. Менделеев в книге "Основы фабрично-заводской промышленности" впервые изложил принципы построения курса процессов и аппаратов и дал их классификацию. Эти идеи затем были развиты А.К. Крупским, И.А. Тищенко и рядом .других ученых.
В России первый курс, посвященный процессам и аппаратам, появился в 1913 г. Это была книга проф. И.А. Тищенко "Основные процессы и аппараты химической технологии". В дальнейшем вышли книги проф. А.Г. Касаткина, А.Н. Плановского, Кафарова и т.д. Из иностранных ученых, внесших заметный вклад в создание и развитие курса процессы и аппараты, можно отметить Льюиса, Уокера, Шервуда, Ричардсона и др.
Все многообразие процессов пищевой промышленности можно разделить на четыре основных класса:
За последние годы массообменные процессы пополнились новой и весьма важной группой мембранных_процессов.
В настоящее время в стадии становления находится новый большой и очень перспективный раздел технологии - биотехнология.
Количественное описание процессов пищевой технологии основано на законах химической термодинамики и кинетики в совокупности с законами переноса количества движения, теплоты, массы.
Современные процессы должны осуществляться непрерывно и с большими скоростями, с применением средств настройки на оптимальный режим, отвечать условиям комплексного использования сырья и энергии, исключающих возможность загрязнения воздушного и водного бассейнов вредными выбросами.
законами гидродинамики - науки о движении жидкости и газа. К этим
процессам относятся перемещение жидкостей и газов, разделение
жидких и газовых неоднородных систем в поле силы тяжести
(отстаивание), в поле центробежных сил (центрифугирование), а также под действием разности давлений при движении через пористый слой (фильтрование) и перемешивание жидкостей.
Механические процессы, описываемые законами механики твердых тел. Они применяются в основном для подготовки исходных твердых материалов и обработки конечных твердых продуктов, а также для транспортирования кусковых и сыпучих материалов. К механическим процессам относятся измельчение, транспортирование, сортировка (классификация), дозирование и смешение твердых веществ.
По способу организации процессы пищевой технологии делятся на периодические и непрерывные.
Периодические процессы проводятся в аппаратах, в которые через определенные промежутки времени загружаются исходные материалы; и после их соответствующей переработки (например, проведения химической реакции) происходит выгрузка конечного продукта. По окончании разгрузки аппарата и его повторной загрузки процесс повторяется снова. Таким образом, периодический процесс характеризуется тем, что все его стадии протекают в одном месте (в одном аппарате), но в разное время.
Непрерывные процессы осуществляются в проточных аппаратах. Поступление исходных материалов в аппарат и выгрузка конечных продуктов производится одновременно и непрерывно. Следовательно, непрерывный процесс характеризуется тем, что все его стадии протекают одновременно, но разобщены в пространстве, т.е. осуществляются в разных аппаратах или в различных частях одного аппарата.
Известны также комбинированные процессы. К ним относятся непрерывные процессы, отдельные стадии которых проводятся периодически, либо периодические процессы, одна или несколько стадий которых протекает непрерывно.
Основные преимущества непрерывных процессов по сравнению с периодическими следующие:
отсутствия перерывов в работе аппаратов.
Благодаря указанным достоинствам использование непрерывных процессов увеличивает производительность аппаратуры, уменьшает количество обслуживающего персонала, улучшает условия труда и повышает качество конечной продукции.
Периодические процессы сохраняют свое значение главным образом в производствах относительно небольшого масштаба с разнообразным ассортиментом продукции, где их применение позволяет достичь большей гибкости оборудования при меньших капзатратах.
Непрерывные процессы отличаются от периодических и по распределению времени пребывания частиц среды в аппарате. В периодически действующем аппарате все частицы среды находятся одинаковое время, а в непрерывнодействующем их времена пребывания могут значительно различаться.
Содержание и последовательность расчетов будут следующими. Исходным этапом является расчет и анализ статики процесса, т.е. рассмотрение данных о равновесии, на основе которых определяют направление протекания и возможные пределы осуществления процесса (принцип Ле-Шателье). Пользуясь этими данными, находят предельные значения параметров процесса, необходимые для вычисления его движущей силы. Затем составляются материальные и энергетические балансы, исходя из законов сохранения массы и энергии. Последующий этап представляет собой расчет кинетики процесса (там, где возможно), определение скорости его протекания. Зная скорость и величину движущей силы (при выбранном оптимальном режиме работы аппарата) находят его рабочую поверхность (объем), а затем определяют основные размеры аппарата.
Материальный баланс. По закону сохранения массы количество поступающих веществ £G н должно быть равно количеству веществ £ G к получаемых в результате проведения процесса, с учетом потерь £ G п:
(1-1)
Материальный баланс составляют для процесса в целом или для отдельных его стадий. Баланс может быть составлен для всех веществ, участвующих в процессе, и лишь для. одного из компонентов, если обрабатываемая смесь является двух- или многокомпонентной. Баланс составляют за единицу времени (например, за I час или I сутки) в расчете на единицу количества исходных или конечных продуктов.
На основе материального баланса определяют выход продукта на единицу затраченного сырья, под которым понимают выраженное в % отношение полученного количества продукта к максимальному, т.е. теоретически возможному.
Энергетический баланс. Его составляют на основе закона сохранения
энергии, согласно которому количество энергии, введенной в процесс, равно количеству выделившейся энергии, т.е. приход энергии равен ее расходу.
Проведение любого процесса обычно связано с затратой различных видов энергии - механической, электрической и т.д. Эти процессы часто сопровождаются изменением энтальпии системы, например, вследствие изменения агрегатного состояния веществ. При проведении химических реакций очень большое значение может иметь их тепловой эффект.
Частью энергетического баланса является тепловой, который в общем виде выражается уравнением:
X Q н = Z Q к + X Q п. (1-2)
При этом количество вводимого тепла:
X Q H = Q1 + Q2 + Q3 ,
где Q1 _ количество тепла, вводимое с исходными веществами; Q2 _ количество тепла, подводимого извне, например, с теплоносителем,
обогревающим аппарат; Q3 _ тепловой эффект физических и химических превращений.
Количество отводимого тепла ZQ к складывается из тепла, удаляемого с конечными продуктами и отводимого с теплоносителем, а также
тепловых потерь Z Q п.
В энергетическом балансе, кроме тепла, учитывается приход и расход всех видов энергии, например, затраты механической энергии на перемешивание жидкостей или сжатие и транспортирование газов.
На основании теплового баланса находят расход водяного пара, воды и других теплоносителей, а по данным энергетического баланса - общий расход энергии на осуществление процесса.
Законы переноса и принцип движущей силы. При рассмотрении процессов различной природы (гидродинамических, тепло- и массообменных) было установлено, что их кинетические уравнения аналогичны. Например, для тепловых:
dQ А
— = к -At = 1/R -At, (1-3)
где Q — количество тепла, Вт; F - поверхность теплообмена, м2; т— время, сек; -At _ движущая сила процесса перехода тепла, град; К _ коэффициент теплопередачи, Вт/м2 град; R = 1/ К _ сопротивление переходу тепла.
Таким образом, кинетические уравнения этих процессов могут быть приведены к одному виду:
J = Х 1/R (1-4)
где J - скорость протекания процесса; Х - движущая сила процесса.
1. Содержание курса «Процессы и аппараты пищевых производств»
Следовательно, общий принцип интенсификации процессов: для
увеличения скорости их протекания необходимо увеличить движущую силу и уменьшить сопротивление. Понятие движущей силы является основным при рассмотрении любого процесса. Она представляет собой некоторую разницу потенциалов, характерную для каждого вида процессов.
Из выражения (1-3) находят необходимую рабочую поверхность (объем) аппарата по известным остальным величинам, а затем определяют его основные размеры.
При расчете аппарата периодического действия используют следующую зависимость:
V-Ат
где V р — объем аппарата, м3; V — заданная суточная производительность, м3/сутки; Ат - период процесса, т.е. время от начала загрузки исходного сырья данной партии до начала загрузки следующей партии; р - коэффициент заполнения аппарата, обычно выбирается в диапазоне 0,7...0,8; N - число аппаратов.
При проведении расчетов обычно задаются объемом аппарата или их количеством.
Для приближенного расчета аппарата непрерывного действия можно использовать следующее выражение
Моделированием называется метод изучения реального или создаваемого объекта (оригинала), при котором вместо него используется модель, а результаты распространяются на оригинал. Суть моделирования заключается в предсказании поведения оригинала в рабочих условиях производства по измеренным параметрам модели. Методы моделирования основаны на подобии различных объектов.
Подобными называются явления, для которых постоянны отношения характеризующих их исходных величин. Условия подобия рассмотрим на простейшем примере геометрического подобия. Подобные фигуры отличаются друг от друга только масштабом и могут быть получены одна из другой умножением сходственных размеров одной из них на некоторый постоянный масштабный множитель (константу подобия).
Например, если размеры сторон одного треугольника равны а', в' и с', а размеры сходственных сторон подобного ему треугольника составляют а", в", с", то:
а а в' с' к
~И = ~И = ~И = Kl = const. (2-1)
а в с
Однако, соблюдение геометрического подобия аппаратов является условием необходимым, но не достаточным. При подобии физических процессов должны быть подобны все основные физические величины, влияющие на него. Поэтому технологические процессы подобны только при соблюдении так называемых условий однозначности, т.е. совместного обеспечения геометрического и временного подобия, подобия полей физических величин, а также начальных и граничных условий.
Сформулируем эти условия на примере подобного движения вязкой жидкости в производственном трубопроводе (оригинале) и в его уменьшенной модели (рис. 2.1).
Для этого рассмотрим любые сходственные точки, лежащие, например, на оси труб: А'0 и А"0 и т.д.
2. Применение метода моделирования для исследования и расчета ПАПП
Геометрическое подобие соблюдается при равенстве отношений всех сходственных линейных размеров оригинала и модели:
L D' l[ K
L" = D" = I" = = const = 1 ■ (2-2)
При подобном движении сходственных частиц их траектории в оригинале и в модели также должны быть подобны. Это условие называют кинематическим подобием.
Временное подобие характеризуется тем, что сходственные частицы в геометрически подобных системах, двигаясь по геометрически подобным траекториям, проходят подобные пути за промежутки времени, отношение которых является постоянной величиной, т.е.
T" т" т"
— —"T" = т" = т" = " = const = ^т , (2-3)
где Т" Т"- время прохождения сходственными частицами трубопровода и его модели.
При соблюдении геометрического и временного подобия будет соблюдаться также подобие скоростей
W" = W" = " = const = Kw. (2-4)
Подобие физических величин предполагает, для двух любых сходственных точек оригинала и модели, размещенных подобно в пространстве и времени, отношения физических свойств являются величинами постоянными. Так, например,
р0 р"
const = K
р0 р ,
Мо
= и" = " = const = Км и т.д. (2-5)
Но Hi
Подобие начальных и граничных условий предполагает, отношения основных параметров в начале и на границе оригинала и модели являются соответственно величинами постоянными.
Подобие потоков в оригинале и модели можно охарактеризовать также с помощью инвариантов подобия, т.е. в виде отношений сходственных величин в пределах каждой системы. Так:
I" I"
Li Li -
L" = l" = idem = v , (2-6)
idem - означает инвариантно или "одно и то же".
Величина il - представляет собой инвариант подобия геометрических величин.
Инварианты подобия, выраженные отношением двух однородных физических величин с одинаковыми разностями, называются симплексами. Однако инварианты подобия могут быть выражены также отношениями разнородных величин, т.е. представлять собой их безразмерные комплексы. Например, для сходственных точек подобных потоков в трубопроводе и его модели равны инварианты подобия, состоящие из различных физических величин:
w' • d •р w" • d” •р”
~t = ~n = idem = Re (критерий Рейнольдса). (2-7)
/л /л
Безразмерные комплексы, составленные по такому типу, называются критериями подобия. Последние всегда имеют физический смысл, являясь мерами соотношения между какими-то двумя эффектами (силами и т.п.), существенными для рассматриваемого процесса. Критерии подобия обладают всеми свойствами инвариантов: они безразмерны, могут изменять свою величину от точки к точке данной системы и т.д.
Критерии подобия могут быть получены для любого процесса, если известны аналитические зависимости между характеризующими его величинами - дифференциальные уравнения, описывающие процесс.
Однако дифференциальные уравнения описывают целый класс однородных по своей сущности явлений и для выделения из него конкретного явления необходимо ограничивать указанные уравнения дополнительными условиями (условиями однозначности). Они включают: геометрическую форму и размеры системы, существенные для данного процесса физические константы участвующих в нем веществ, начальные и граничные условия, временное подобие. Таким образом, дифференциальные уравнения должны решаться в совокупности с условиями однозначности в устанавливаемых последними пределах.
Основные положения теории подобия обобщаются тремя теоремами подобия. Они лежат в основе практического применения теории подобия.
Первая теорема подобия была сформулирована Ньютоном. "Подобные явления характеризуются численно равными критериями подобия" или при подобии систем всегда могут быть найдены такие безразмерные комплексы величин, которые для сходственных точек данных систем одинаковы. В качестве примера возьмем второй закон Ньютона.
dw
f = m • a = m' dj- • (2-8)
Выделим в двух подобных системах (натуре и модели) две частицы, движущиеся подобно. Пусть в оригинале на частицу массой m действует
dw"
dwf
сила f сообщая ей ускорение dT .Тогда:
dw'
гг //
f = m dT и
в модели соответственно m "; f"; dr"
dw"
и f"= m" dr" ■
При подобном движении, при условии, что отношение приращений величин, можно заменить отношениями самих величин
_t
m
-^" = К
m
f
" = К
и, как следствие,
ту
Kf ■ Kr Km ■ Kw
С =
Kf =
= 1.
откуда
или
f
f,
w
w" = Kw; r" = Kr
Km. ■ K Kr
констант подобия, называют
из
Величину С, составленную индикатором подобия.
Перепишем так;
f'T fT"
(2-
m w
m" w"
9)
Безразмерный комплекс величин, значения которого одинаковы для сходственных точек, называют критерием Ньютона:
fr f
= idem = Ne или 2 = Ne r=l /w■
mw mw
Критерий Ньютона характеризует отношение действующей на частицу силы к силе инерции.
Первая теорема подобия указывает, какие величины следует измерять при проведении опытов, результаты которых требуется обобщить: надо измерять те величины, которые входят в критерии подобия.
Вторая теорема подобия. Решение любого дифференциального уравнения, связывающего между собой переменные, влияющие на процесс, может быть представлено в виде зависимости между безразмерными комплексами этих величин, т.е. между критериями подобия.
Критерии подобия, которые составлены только из величин, входящих в условия однозначности, называются определяющими, а остальные определяемыми. Из критериального уравнения, представляющего собой функциональную зависимость между критериями подобия, рассчитав предварительно значения определяющих критериев, находят величину определяемого. А из него - численное значение интересующей нас величины.
Тогда, если определяемым является критерий П, то
П = f(n2 , Пз Пп) (2-10)
Вторая теорема подобия отвечает на вопрос, как обрабатывать результаты опытов, проведенных на моделях: их надо представлять в виде функциональной зависимости между критериями подобия.
Третья теорема подобия или теорема М.В. Кирпичева и А.А. Гухмана, формулирует необходимые и достаточные условия подобия явлений: подобны те явления, которые описываются одной и той же системой дифференциальных уравнений и у которых соблюдается подобие условий однозначности. Для этого необходимо равенство определяющих критериев подобия. Тогда третья теорема может быть сформулирована так: явления подобны, если их определяющие критерии численно равны.
Следствием равенства определяющих критериев, согласно выражению (2-10), является равенство определяемых критериев для модели и оригинала.
Таким образом, исследование процессов методом теории подобия должно состоять из следующих этапов:
Контрольные вопросы
Неоднородные (гетерогенные) системы состоят из двух или нескольких фаз. Фазы, составляющие систему, могут быть механически отделены одна от другой. Любая неоднородная бинарная система состоит из дисперсной (внутренней) фазы и дисперсионной среды (внешней фазы), в которой распределены частицы дисперсной фазы.
В зависимости от физического состояния фаз различают: суспензии, эмульсии, пены, пыли, дымы и туманы.
Суспензии - это неоднородные системы, состоящие из жидкости и взвешенных в ней твердых частиц. В зависимости от размеров последних суспензии условно подразделяют на грубые ( > 100 мкм), тонкие (0,5 - 100 мкм) и мути (0,1 - 0,5 мкм).
Эмульсии - это системы, состоящие из жидкости и распределенных в ней капель другой жидкости, не смешивающейся с первой.
Пены - это системы, состоящие из жидкости и распределенных в ней пузырьков газа. Эти газожидкостные системы по своим свойствам близки к эмульсиям.
Пыли и дымы - это системы, состоящие из газа и распределенных в ней частиц твердого вещества. Размеры твердых частиц пыли от 3 до 70 мкм, а у дымов (0,3-0,5 мкм).
При образовании дисперсной фазы из частиц жидкости размером (0,30,5 мкм) возникают системы, называемые туманами. Пыли, дымы и туманы представляют собой аэродисперсные системы, или аэрозоли.
В пищевой технологии широко распространены процессы, связанные с разделением жидких и газовых неоднородных систем. Выбор метода их разделения обуславливается главным образом размерами взвешенных частиц, разностью плотностей дисперсной и сплошной фаз, а также вязкостью внешней фазы.
Применяют следующие основные методы разделения: осаждение, фильтрование, центрифугирование.
Осаждение представляет собой процесс разделения, при котором взвешенные в жидкости или газе твердые или жидкие частицы отделяются от нее под действием сил тяжести, инерции (в том числе центробежных) или электростатических. Осаждение, происходящее под действием силы тяжести, называется отстаиванием. В основном оно применяется для предварительного, грубого разделения неоднородных систем.
Фильтрование - это процесс разделения с помощью пористой перегородки, способной пропускать жидкость или газ, но задерживать взвешенные в них твердые частицы. Оно осуществляется под действием сил давления или центробежных сил и применяется для более тонкого разделения суспензий и пылей.
Центрифугирование - это процесс разделения суспензий и эмульсий в поле центробежных сил. Под действием последних осаждение сопровождается уплотнением образующегося осадка, а фильтрование - уплотнением и механической сушкой осадка.
Несмотря на общность принципов разделения жидких и газовых неоднородных систем некоторые методы их разделения, а также применяемое оборудование в ряде случаев имеют специфические особенности.
Материальный баланс процесса разделения. Пусть разделению подлежит система, состоящая из вещества "а" (внешней фазы) и взвешенных в ней частиц "в". Введем обозначения:
GCM, G0CB, Goc - количество исходной смеси, осветленной жидкости и получаемого осадка, кг;
Хсм, Хосв, Хос - содержание вещества "в" в исходной смеси, осветленной жидкости и осадке.
При отсутствии потерь вещества в процессе разделения уравнения материального баланса имеют вид:
по общему количеству веществ
Gcm=Gocb+ Goc , (3-1)
по веществу "в":
GCM "Хсм Gocb' Хосв + Goc ’ Хос . (3-2)
X ос. - X см.
G _ G
осв. см.
Совместное решение уравнений (3-1) и (3-2) позволяет определить количества осветленной жидкости GoCB осадка Goc:
X осв - X ос.
(3-3)
ос.
G ос. = G см.
X см. X осв.
X — X . (3-4)
X ос. X осв.
Содержание взвешенных частиц в осветленной жидкости и в осадке выбирается в зависимости от конкретных технологических условий процесса разделения. При этом содержание вещества в осветленной жидкости обычно ограничивается некоторым нижним пределом.
Эффект разделения. Под эффектом разделения будем понимать отношение массы данного компонента, выделенного из дисперсной фазы, к
начальному его содержанию в смеси. Эффект разделения (Эр) характеризует степень технического совершенства данного аппарата.
К
Эр =-^ • 100% (35)
р- к , (3-5)
ч.н.
где Кчн. - количество дисперсной фазы в неоднородной системе (количество
частиц начальное); Кчо. - количество выделенного вещества (например, перешедшее в осадок).
3.2. Осаждение в гравитационном поле (отстаивание)
Скорость осаждения в гравитационном поле невелика. Поэтому процесс отстаивания малоэффективен и не обеспечивает выделения из разделяемой системы частиц с высокой степенью дисперсности.
Рассмотрим процесс падения частицы в вязкой среде и выведем уравнение для определения скорости отстаивания. На рис.3.1 схематически представлены силы, действующие на падающую частицу шарообразной
формы диаметром "d". Сила тяжести:
7Г -d3
Рис. 3.1. Силы, действующие на частицу в вязкой среде
■ сч ■ g
(3-6)
6
где V - объем частицы; g - ускорение свободного
3
падения; рч - плотность частицы, кг/м3.
Согласно закону Архимеда, подъемная сила: п ■ d3
A =
■ сс ■ g
(3-7)
6
где pc - плотность среды, в которой находится частица. Сила, заставляющая частицу падать:
G - A = ПГ ■ g ■(?ч-рс )■ (3-8)
Среда
в которой падает частица, оказывает сопротивление R, которое будет зависеть от ее вязкости и плотности рс , площади сечения частицы F и ее формы. Величина силы R определяется по закону Ньютона
С■F■с ■ w2
R с ос.
” 2 ,
(3-9)
где С - коэффициент сопротивления среды, зависящий от режима движения
частицы; woc - скорость осаждения частицы.
Осаждающаяся частица в начале своего движения движется ускоренно.
Однако участок такого движения невелик. Т.к. сила (G-А) становится равной
силе R , то в дальнейшем частица начинает двигаться равномерно со
скоростью woc. Значение woc может быть найдено из условия (G-A)=R. Приравнивая уравнения (3-8) и (3-9) и преобразуя их (обе части умножим на
1/V2) получим уравнение осаждения:
2
1 п d3 / \ ^ п^ d2
■ g ЛРч - Рс )_ С Р
1
w
ос
у2 6
или в критериальном виде:
4 " 2 V ’
2 4
(3-10)
C • Re2 = • Ar 3
Re = wA, Ar = g'd3 (рч — -)
где v ; у2 ' р (критерий Архимеда).
При осаждении крупных частиц (размер больше 0,1мм) в относительно маловязкой среде основное сопротивление вызывается силами инерции, под действием которых происходит отрыв струй и образование турбулентных вихрей за опускающейся частицей, а силы трения играют второстепенную роль.
В условиях турбулентного режима (Re > 500) сопротивление среды
пропорционально квадрату скорости и коэффициенту сопротивления С=0,44. Тогда:
Re2 = 3,03Ar. (3-11)
Отсюда:
Woc = ,/3,03' g' d . (3-12)
При ламинарном режиме (Re < 2) сопротивление среды пропорционально первой степени и C = 24/Re . Подставляя это значение "С" в уравнение (3-10), получим
Re = 1s'Ar ■ (3-13)
Тогда:
w = 1 g ' d2 '(-ч —рс)
Woc = 18' V'PC • <3-14»
Выражение (3-14) носит название формулы Стокса.
В суспензии и эмульсии обычно имеются частицы разных размеров. Расчет необходимо вести для частиц меньшего размера, т.к. если создать условия для осаждения мелких частиц, то для крупных они будут заведомо достаточны. Из уравнения (3-14) видно, что скорость осаждения возрастает с увеличением диаметра частиц, разности плотностей осаждаемых частиц и среды, и понижением ее вязкости. Поэтому для более эффективного проведения процесса отстаивания необходимо воздействовать теми или иными способами именно на эти параметры. Так, уменьшая вязкость и плотность среды путем повышения ее температуры или разбавления маловязким растворителем, можно увеличить скорость осаждения. Соответствующее воздействие на размеры осаждаемых частиц с целью их увеличения (добавление коагулянтов; электрического поля высокого напряжения) приводит к значительному повышению скорости осаждения.
Для определения расчетной скорости движения wp необходимо учесть влияние формы частиц и объемной концентрации суспензии путем введения
коэффициентов (ри X. Тогда расчетная скорость:
wp = woc'V'h, где Cv - объемная концентрация (в долях):
(1 - С, )2
Ф = 0,43...0,77, X = 2 ■
1 + 2,5CV + 7,35С,,
Расчет отстойников. В прямоугольный отстойник (Рис.3.2) с размерами l, h, b поступает на разделение неоднородная смесь с линейной скоростью V. Рабочий объем отстойника равен V= l-hb=VTTo , где Vt - секундная производительность отстойника, м3/с; То - средняя продолжительность отстаивания частиц, с. т0, выраженная через среднюю скорость отстаивания частиц v0, равна: т0= h/v0.
Удельная производительность отстойника:
Осветленная
Рис. 3.2. К расчету производительности отстойника
ь
Vt = I'b'Vo , (3-15)
т.е. она равна произведению площади отстаивания F0= lb на скорость отстаивания.
Если задана производительность отстойника, то из уравнения (3-15) можно определить площадь поверхности отстаивания:
F0 = Vt /v0 . (3-16)
Уравнение (3-15) показывает, что производительность отстойника зависит только от скорости и поверхности осаждения, а не от его высоты. Поэтому отстойники имеют значительную площадь при небольшой высоте, которая обычно не превышает 1,8-4,5 м, а для отстойников очень больших диаметров не более 7 м. Это условие реализовано, например, в конструкциях многоярусных отстойников.
Конструкции отстойников. Отстойники бывают периодического, непрерывного и полунепрерывного действия. Самостоятельно изучить следующие конструкции:
Контрольные вопросы
Фильтрованием называется процесс разделения неоднородных систем с твердой дисперсной фазой, основанный на задержании твердых частиц пористыми перегородками, которые пропускают дисперсионную среду.
В пищевой промышленности эти процессы получили большое распространение (в пивоварении для отделения дробины от сусла и для осветления готового продукта - пива и т.д.).
Типы фильтрационных процессов. Процессы промышленного фильтрования могут быть разделены на две группы, отличающиеся своеобразием механизма. К первой относятся процессы фильтрования с образованием осадка. Обычно это маловязкие жидкости, содержащие значительное количество твердой фазы. Хотя диаметры отверстий фильтрующей перегородки больше размера взвешенных частиц, только первые порции фильтрата уносят с собой небольшую часть твердой фазы, прошедшую через фильтр. В дальнейшем отверстия перекрываются сводами из частиц. Образуется осадок, толщина которого увеличивается по мере продолжения процесса фильтрования. И он начинает играть основную роль при задержании последующих частиц, размеры которых больше размеров капилляров осадка. По мере роста толщины слоя осадка увеличивается сопротивление фильтрованию и уменьшается его скорость, которая определяется перепадом давления перед и после фильтрующей перегородки, т.к. только при выполнении этого условия будет осуществляться процесс фильтрования.
Вторая группа фильтрования - закупорочное фильтрование. Этот процесс имеет место, когда размеры частиц малы и количество их невелико, а также при фильтровании весьма вязких суспензий.
Осаждение в таких суспензиях протекает медленно и своды над отверстиями фильтрующего материала не образуются. Твердые частицы проникают в капилляры фильтра и застревают там, задерживаясь за счет прилипания или на поворотах. Частицы осадка, накапливаясь в порах фильтра, закупоривают их. При этом живое сечение фильтра уменьшается, и сопротивление растет. К этому типу приближается процесс фильтрования пива.
Кроме описанных двух случаев фильтрования имеется промежуточный, при котором имеет место как проникновение осадка в капилляры и их закупоривание, так и образование слоя осадка.
Таким образом, тип фильтрования зависит от свойств суспензии, фильтрующей перегородки, давления фильтрования. Поэтому одна и та же суспензия может фильтроваться при соответствующих условиях различно.
Основные закономерности фильтрования. Ввиду небольшого размера отверстий в слое осадка и фильтровальной перегородке, а также малой скорости движения жидкой фазы в них можно считать, что фильтрование протекает в ламинарной области. При этом условии скорость фильтрования в каждый данный момент прямо пропорциональна разности давлений и обратно пропорциональна вязкости жидкости фазы и общему гидравлическому сопротивлению слоя осадка и фильтровальной перегородки. В связи с тем, что в общем случае в процессе фильтрования значения разности давлений и гидравлического сопротивления слоя осадка с течением
времени изменяются, то переменную скорость фильтрования w (м/сек) выражают в дифференциальной форме, а основное уравнение фильтрования имеет вид:
dV AP
w = S-dT'(Rос.+ R■ <3-17>
где V — объем фильтрата, м3; S - поверхность фильтрования, м2; т - продолжительность фильтрования, сек; AP - разность давлений, Н/м2; Ц - вязкость жидкой фазы суспензии, Н-сек/м2; RqC - сопротивление слоя осадка,
1; R^n. - сопротивление фильтровальной перегородки (его можно считать приблизительно постоянным).
Величина Roc по мере увеличения толщины слоя осадка изменяется от нуля в начале фильтрования до максимального значения в конце процесса. Для интегрирования уравнения (3-17) необходимо установить зависимость
между Roc и объемом полученного фильтрата. Учитывая пропорциональность
объемов осадка и фильтрата, обозначим отношение объема осадка Voc к
объему фильтрата V через Х0.Тогда объем осадка Voc = X0-V. Вместе с тем
объем осадка может быть выражен как Voc = hoc-S, где hoc - высота слоя осадка. Следовательно:
V-Xo=hoc-S.
Отсюда толщина равномерного слоя осадка на фильтровальной перегородке составит:
h = V
hoc. Xoc. ' S , (3-18)
а его сопротивление
м
Rос. = Го • hос. = Го • Хос.
где ro - удельное сопротивление слоя осадка, м'
Подставив значение Roc из выражения (3-19) в уравнение (3-17) получим:
dV _ АР
" х (3-20)
Уравнение фильтрования при постоянной разности давлений.
При АР= const и неизменной температуре для фильтра данной конструкции и выбранной фильтровальной перегородки все входящие в уравнение (3-20)
величины, за исключением V и т, постоянны. Проинтегрируем это уравнение
в пределах от 0 до V и от 0 до т .
г V т
\м(го • х0 • S + ^ „ W _ fAP •S • dT
или M^r0^x0^ 2S Разделив обе части на jU'ro'Xo/2S, окончательно получим:
V2 + 2. R фп •S • V _ 2 —т (3 22)
r • х М • х • r . (3 22)
О О г* ^vO о
Уравнение (3-22) применимо к несжимаемым и сжимаемым осадкам,
поскольку при AP=COnst величины Го и Хо также постоянны.
Из уравнения (3-20) следует, что при AP=COnst, по мере увеличения объема фильтрата, а следовательно, и продолжительности процесса,
скорость фильтрования уменьшается.
Уравнение фильтрования при постоянной скорости процесса.
Для получения уравнения процесса для данного случая производную dV/dт заменяем равным отношением конечных величин V/т. После такой замены, решая уравнение (3-20) относительно АР, находим
V2 R V
АР=д-Го-Хо s 2 ,т м'Кф".' S. т . (3-23)
V 2
(3-19)
w _
S • dr
V
S
+ R
Го • хос.
м
ф.п.
S qjn- j , (3-21)
Умножив и разделив первое слагаемое правой части этого уравнения на
V
"Т" и приняв во внимание, что постоянная скорость фильтрования w = g т получим:
АР=ц-г0-х0•w2 т + М' &ф.п. ' w . (3-24)
Уравнение (3-24) показывает, что при w=const разность давлений возрастает по мере увеличения продолжительности фильтрования. Это уравнение применимо к несжимаемым осадкам; при использовании его для сжимаемых осадков следует иметь ввиду зависимость удельного сопротивления от разности давлений.
Основные типы фильтрационных аппаратов. Фильтровальное оборудование бывает периодического и непрерывного действия. По принципу действия оно делится на две группы:
оборудование, работающее при постоянном перепаде давления; оборудование, работающее при постоянной скорости фильтрования.
Самостоятельно изучить следующие конструкции:
Интенсификация работы фильтров. Значительное увеличение масштабов пищевых производств и наличие большого числа осадков с повышенным гидравлическим сопротивлением обусловливает необходимость повышения производительности фильтров. Это может быть достигнуто за счет увеличения поверхности фильтрования отдельных фильтров и повышения скорости процесса путем нахождения оптимальных условий разделения суспензий. Последнее можно обеспечить с помощью трех групп способов: конструкционных, технологических и физико-химических.
К первой группе относятся автоматизация процессов фильтрования, реверсивное (при малой толщине осадка), динамическое (при непрерывном смывании осадка), неодномерное (при образовании осадка на цилиндрической поверхности с малым радиусом кривизны) и вибрационное фильтрование.
Способы второй группы заключаются в выборе оптимальных значений толщины осадка, разности давлений, концентрации суспензии. При этом важно провести предварительную классификацию твердых частиц суспензии на тонко- и грубодисперсные.
Сущность способов третьей группы сводится к таким физикохимическим воздействиям на суспензию, которые обуславливают значительное уменьшение удельного сопротивления осадка. Эти воздействия могут производится во время или после получения суспензии.
В первом случае в результате выбора надлежащих условий образования суспензии (температура, концентрация и т.д.) можно увеличить размер твердых частиц, получить кристаллические частицы вместо аморфных, предотвратить образование смолистых и коллоидных примесей; при этом удельное сопротивление осадка или отдельных суспензий может быть уменьшено в десятки раз.
Во втором случае после прибавления к суспензии агрегирующих или вспомогательных веществ удельное сопротивление осадка также заметно уменьшается. Фильтровальное вспомогательное вещество, добавляемое в исходную суспензию, состоит из относительно крупных несжимаемых частиц. Такие вещества используются, например, при разделении суспензий, содержащих тонкодисперсные твердые или легкосжимаемые частицы. Вспомогательное вещество должно обладать небольшой насыпной плотностью, быть пористым и химически инертным. Наиболее употребим диатомит (фильтрование фруктовых соков, напитков, сахарных сиропов и т.д.) и целлюлоза (бумажная масса) - пиво, вино. Часто вспомогательное вещество наносят тонким слоем на фильтровальную перегородку, что предохраняет ее отверстия от закупоривания.
Контрольные вопросы
Под центрифугированием понимают процесс разделения неоднородных систем в поле центробежных сил с использованием сплошных или проницаемых для жидкости перегородок. Процесс центрифугирования проводят в машинах, называемых центрифугами. Центрифуга в простейшем случае представляет собой вертикальный цилиндрический ротор со сплошными или перфорированными боковыми стенками. Ротор, закрепленный на валу, помещают в соосный цилиндрический неподвижный кожух, закрываемый съемной крышкой. Если ротор перфорированный, то на его внутренней стенке размещается фильтровальная ткань. Под действием центробежных сил суспензия разделяется на осадок и жидкую фазу, называемую фугатом. Осадок остается в роторе, а фугат удаляется из него. В отстойных центрифугах со сплошными стенками производится разделение эмульсий и суспензий по принципу отстаивания, причем сила тяжести заменяется на центробежную силу.
В фильтрующих центрифугах с проницаемыми стенками осуществляется процесс разделения суспензий по принципу фильтрования, причем вместо разности давлений используется действие центробежных сил.
Таким образом, общие закономерности центрифугирования, фильтрации и отстаивания имеют сходство. Однако эти процессы в центрифугах протекают гораздо сложнее, т.к. вместо силы тяжести и разности
давлений здесь действует центробежная сила, достигающая значительной величины. Кроме того, плоские слои жидкости и осадка заменяются в этом случае слоями с цилиндрическими граничными поверхностями, усложняющими зависимость процесса от геометрических факторов.
Разделение эмульсий в отстойных центрифугах обычно называется сепарацией, а устройства в которых осуществляется этот процесс - сепараторами. При разделении суспензий в отстойных центрифугах различают процессы центробежного осветления и центробежного отстаивания. В первом случае из жидкости удаляются твердые примеси, содержащиеся в незначительном количестве (< 5%).
2
Фактор разделения. Отношение центробежного ускорения w /r к ускорению силы тяжести называется фактором разделения или центробежным критерием Фруда
(3-25)
n2 • r
r • g g 900
где w - окружная скорость вращения ротора, м/сек; r - внутренний радиус
ротора, м; О - угловая скорость вращения ротора, рад/сек; n - число оборотов ротора за минуту.
Фактор разделения является важной характеристикой центрифуг, т.к. их разделяющая способность при прочих равных условиях зависит от его величины. Он показывает во сколько раз скорость осаждения частиц твердой фазы при центрифугировании больше скорости подобного процесса в отстойниках.
Анализ выражения (3-25) показывает, что увеличение числа оборотов ротора значительно больше влияет на величину фактора разделения, чем увеличение радиуса. Все центрифуги по величине фактора разделения подразделяются на 2 группы:
Основные закономерности осаждения в центробежном поле.
Рассмотрим простой проточный сепаратор с одним ходом жидкости через барабан (Рис.3.3). Если жидкость в кольцевом пространстве движется вверх со скоростью W1} то твердые частицы одновременно перемещаются и в радиальном направлении под действием центробежной силы С со скоростью Ww Поскольку величина центробежной силы увеличивается, по мере удаления от оси вращения, скорость Wli является величиной переменной и зависит от положения частицы в кольцевом пространстве барабана. Каждая частица должна успеть достигнуть стенки барабана прежде, чем она будет вынесена из него потоком жидкости. Следовательно, скорость протекания
жидкости через барабан Wj должна быть такой, чтобы самые мелкие частицы
успели пройти через всю толщу жидкости R-Ro= S.
Wo =
Рис. 3.3. Схема центрифуги
Рассмотрим движение
частицы, диаметр которой лежит в пределах применения закона Стокса (ламинарный режим). Такая частица тонет в жидкости под действием силы тяжести со скоростью
1 g ' d ' (T Рж )
18
v' рж
м/сек.
Центробежная сила больше
силы тяжести в О r/g раз, где r-
текущий радиус. Значит, во столько же раз больше будет скорость
передвижения частицы под ее действием
g'd (pT — pж ) О 'r
187'^Ж Г- (3-26)
Подставим в выражение (3-26) вместо скорости первую производную от пути по времени:
dS _ d (pT — PЖ ) 2
dT 18v рЖ 2 r.
Теперь разделяя переменные и интегрируя в пределах от Ro до R,
получаем время осаждения частицы на стенку ротора:
wT
18 vp
R
Ж
2 О^2’3 •lg R
т _
(3-27)
сек.
(рт — рж )d ^ iv0
Это время тдолжно быть меньше времени прохождения частицы через барабан т1 или в пределе равно ему Т<Т1, где:
H
(3-28)
Т1 _
сек.
Wi
Отсюда находим максимально допустимую скорость прохождения частицы через барабан:
H
, м/сек. (3-29)
W1 _
т
Тогда пропускная способность сепаратора будет: V= 7i(R2-Ro2) wi -3600, м3/час.
(3-30)
Выражения (3-27) и (3-30) являются приближенными, т.к. не учитывают уменьшения сечения барабана и увеличения скорости жидкости вследствие
отложения осадка, в результате чего частица проходит путь, меньший расчетного.
Для турбулентного и переходного режимов:
(3-31)
рж
w„ = 3,03 • g • d
Отстойная центрифуга (рис. 3.4 а) состоит из сплошного барабана 1, в который с помощью трубы 2 подводится суспензия.
а) б)
Рис.3.4. а) Ротор отстойной центрифуги
б) Ротор фильтрующей центрифуги
В заключение заметим, что действительная производительность отстойных центрифуг ниже расчетной. Это объясняется отставанием скорости вращения жидкости от скорости вращения ротора, из-за эффекта проскальзывания; неравномерностью течения жидкости вдоль ротора и увлечением части осадившихся частиц с его стенок; образованием вихревых зон, взмучивающих частицы.
Процессы в фильтрующих центрифугах. В общем случае разделение суспензий в фильтрующих центрифугах складывается из стадий образования, уплотнения и механической сушки осадка. В центрифугах этого типа возможна также и промывка осадка.
Процессы разделения суспензий на фильтрах и фильтрующих центрифугах значительно различаются. Как и для отстойных центрифуг, здесь следует отметить влияние возрастающих по радиусу ротора центробежной силы и площади поперечного сечения кольцевого слоя, что делает невозможным применение закономерностей фильтрования к процессам в фильтрующих центрифугах. Конечной задачей центробежного фильтрования является получение осадка с наименьшим содержанием жидкой фазы.
При анализе стадии образования осадка необходимо учитывать значительные сжимающие усилия, действующие на него в поле центробежных сил. Так в промышленных центрифугах давление в жидкости достигает 1,5 МН/м2 (15 атм.), по сравнению с 0,1 Мн/м2 (1 атм.) в фильтрах.
Поэтому в период образования осадка происходит наиболее интенсивное удаление жидкости. Движущая сила процесса при этом - центробежная. Суспензия, находясь в поле действия центробежных сил, разделяется на дисперсную и дисперсионную фазы. Барабан центрифуги (Рис.3.4 б) 1 перфорирован. Для этого в его стенках просверливается большое количество отверстий диаметром от 3 до 8 мм. При разделении суспензий в таких центрифугах твердая фаза оседает на внутренних стенках барабана, а жидкая просачивается через образующийся слой осадка и выбрасывается наружу через отверстия под действием напора, создаваемого полем центробежной силы. Обычно, для предотвращения уноса мелких частиц твердой фазы вместе с фугатом, внутренние стенки барабана покрывают добавочным фильтром. В качестве таких фильтров используются решета из
стальных листов с отверстиями 1 1,5 мм, проволочные сита, тканевые
фильтры из полотна, бязи, фланели, керамические плитки и т.д. В течение первого периода фильтрации непрерывно нарастает слой осадка. Когда вся твердая фаза, находящаяся в суспензии, осаждена на фильтрующую поверхность и жидкость содержится только в капиллярах осадка, начинается второй период, во время которого происходит уплотнение осадка, причем жидкость, содержащаяся в нем, выжимается под действием центробежной силы. В результате частицы осадка сближаются между собой.
Третий период начинается тогда, когда система становится трехфазной, т.к. в освобождаемые от фильтрата капилляры начинает проникать воздух. В этот период жидкость удерживается на частицах осадка капиллярными и молекулярными силами. Под действием центробежной силы она постепенно продвигается по направлению фильтрующей перегородки. Так протекает процесс в фильтрующих центрифугах периодического действия.
В центрифугах непрерывного действия, в случае хорошо сжимаемого осадка, резко возрастает гидравлическое сопротивление слоя из-за уменьшения пористости осадка. Это приводит к существенному снижению скорости центрифугирования. Поэтому в отдельных случаях не исключено, что скорость процесса разделения суспензии в фильтрующей центрифуге будет меньше, чем на фильтре, при относительно небольшой разности давлений. Поэтому на центрифугах не всегда следует разделять суспензии, которые дают сильно сжимаемый осадок. Свойства осадка следует предварительно исследовать.
Центробежная фильтрация широко используется в свеклосахарном и рафинадном производствах, где при помощи этого процесса отделяют кристаллический сахар от маточного раствора. Применяется она также в производствах глюкозы и пива.
Расчет непрерывнодействующих фильтрующих центрифуг.
Рассмотрим центрифугу с непрерывной выгрузкой осадка, в которой средняя его толщина hoc может быть принята постоянной. Упрощенный метод ее расчета основан на применении уравнения фильтрования при постоянных разности давлений и скорости (3-17).
V =
т
AP • S
M(rohoc + Кф.п) где V- объем фильтрата, м3.
Приняв Яфм.= 0 и заменив разность давлений АР на давление Рц обусловленное действием центробежной силы, получим выражение для определения производительности центрифуги по фугату:
ср
рц • S с
Qt =
(3-32)
ОС
R' ro • ho
где SCp - средняя поверхность фильтрования, а:
Qt = V/т.
(3-33)
Для определения Qt по выражению (3-32) необходимо вычислить Рц и
На рис.3.5. показана часть кольцевого слоя жидкости на переферии
ротора. Ее элементарная масса dm равна:
dm = рж 2nrHdr, (3-34)
где Н- длина центрифуги, м.
Имея ввиду, что центробежная сила с
h
ГГ
I
Г .1 .
г. ■
+-
m п • n
с= •r )2
r 30
dc=
(3-35)
dR
Рис.3.5. К расчету фильтрующей центрифуги
|
“ —\ |
1 1 |
|
|
R |
1 VJ |
|
|
*ош |
ОС-
равна
с учетом уравнения (3-34), запишем:
рж • 2п • r • Hdr п2 n2 r2 r 900 .
Так как S=2nrH, то:
rdr
dc = dP = p п2 • n‘
S ц Рж 900 Л ™ . (3-36)
Проинтегрировав это выражение от 0 до Рц и от R0 до R, получим:
р„
2 2 R
п • П
I rdr
I dP =
Р
(3-37)
900
0
или:
R0
2 2
(R2 - R02) 2•900 0
рц = рж
(3-38)
ц ж 0
Толщина слоя осадка может быть найдена из соотношения:
R - R
hoc в > (3-39)
где в - коэффициент, величина которого зависит от типа центрифуги.
После подстановки в уравнение (3-32) значений Рц и hoc из выражений (3-38) и (3-39) определим QT:
QT в "k’Qcp’Scp, (3-40)
где k=1/p-ro - величина, характеризующая удельное сопротивление осадка;
2 2 р • п • n • r
^ г' ж ср
^ср — 9qq - величина пропорциональная центробежной
силе. Причем:
R2 - R02 R + R0
r_ =
ср 2(R - R0) 2 . (3-41)
Действительная производительность фильтрующих центрифуг определится из выражения: Qd = Пц<>т.
где пц - коэффициент эффективности центрифуги; он всегда меньше единицы.
Конструкции отстойных и фильтрующих центрифуг. Обычные центрифуги по характеру протекающих в них процессов делят на фильтрующие, отстойные и разделяющие, а скоростные (сепараторы и трубчатые центрифуги) на осветляющие и разделяющие. Центрифуги могут иметь горизонтальное и вертикальное расположение ротора. По принципу действия центрифуги делят на машины периодического, непрерывного действия и комбинированные. Самостоятельно изучить следующие конструкции:
а) автоматическая горизонтальная отстойная центрифуга;
б) вертикальная центрифуга марки ОВБ;
в) фильтрующая центрифуга марки ФМБ;
г) саморазгружающая фильтрующая центрифуга с гравитационной выгрузкой осадка.
а) непрерывно действующая отстойная центрифуга со шнековой выгрузкой осадка марки НОГШ;
б) тарельчатый дрожжевой сепаратор;
в) саморазгружающийся сепаратор;
г) горизонтальная осадительная центрифуга со шнековой выгрузкой осадка марки ОГШ;
д) фильтрующая центрифуга с пульсирующей выгрузкой осадка марки ФГП;
е) центрифуга с центробежной выгрузкой осадка.
Гидроциклоны. В последнее время в пищевой промышленности находят все более широкое применение гидроциклоны. Они используются для осветления и обогащения суспензий, а также для классификации материалов, т.е. разделения их по фракциям.
Корпус гидроциклона (Рис.3.6) состоит из цилиндрической 4 и конической 5 частей. Суспензия через патрубок 2 подается тангенциально в цилиндрическую часть корпуса 4, где приобретает интенсивное вращательное движение. Под действием центробежной силы частицы перемещаются к стенкам аппарата и концентрируются во внешних слоях вращающегося потока. Здесь они движутся по спиральной траектории вдоль стенок гидроциклона вниз к выводному штуцеру 6, откуда отводятся в виде сгущенной суспензии. Большая часть жидкости перемещается во внутреннем спиральном потоке вверх вдоль оси аппарата и удаляется через патрубок 2. Действительная картина движения потоков в гидроциклоне много сложнее описанной, т.к. в аппарате возникают радиальные и замкнутые циркуляционные токи.
Рис.3.6. Гидроциклон: Рис.3.7. Сверхцентифуга:
Чем меньше диаметр гидроциклона, тем больше развиваемые в нем центробежные силы, а, следовательно, тем меньше размер частиц, которые в нем можно отделить. Для разделения суспензий успешно используются гидроциклоны диаметром 100 мм и менее.
Обычно гидроциклоны малого диаметра объединяют в общий агрегат, который называют мультигидроциклон. Хорошее разделение суспензий достигается в том случае, если корпус циклона имеет удлиненную форму с углом конусности (10-15°). В этом случае удлиняется путь твердых частиц, увеличивается их время пребывания, а , следовательно, и повышается эффективность разделения.
Достоинства циклонов: высокая производительность; отсутствие движущихся частей; небольшая стоимость.
Недостаток: быстрый износ корпуса. Для того, чтобы его уменьшить, применяют сменную футеровку из износостойких материалов. Расчет гидроциклонов сводится к определению производительности и размеров улавливаемых частиц.
Расход суспензии с плотностью "р через подводящий патрубок
диаметром "dn" при перепаде давления в циклоне АР можно определить по формуле:
Vc = К • D • , (3-42)
где К = С^ . С0 = ^ —
где х/р' 4 D • dH ■
По опытным данным, для циклонов с Д=125-600 мм и углом конусности
38° коэффициент К=2,8-10-4.
На эффект разделения оказывает главное влияние отношение dH/deux, которое принимается равным 0,37 - 0,4;
dn- принимается равным (0,14...0,3) Д; deHx = (0,2...0,16) Д.
Для классификации выбирают циклоны с Д =300-350 мм, для сгущения суспензий Д=100 мм, а для осветления Д=10...15мм.
Сверхцентрифуги (Рис.3.7) имеют ротор малого диаметра - не более 200 мм, вращающийся с большой скоростью - до 4500 мин-1. Фактор разделения составляет 15 000. В таких центрифугах разделяются очень тонкодисперсные суспензии и эмульсии.
Контрольные вопросы
Аппараты для пылеулавливания. Пылеулавливание является, как правило, завершающим процессом в многочисленных технологических схемах с участием процессов сушки твердых материалов, их тонкого измельчения и классификации, при пневмотранспорте, в аппаратах с псевдоожиженным слоем и др.
От надежности и эффективности работы пылеулавливающего оборудования зависят, в основном, потери самых ценных, в большинстве случаев высокодисперсных фракций продуктов, а также загрязненность и запыленность воздуха в цехах и на окружающей территории.
Эффективность улавливания пылей будет зависеть от объемов очищаемых газов, дисперсности улавливаемых частиц, концентрации их в газовом потоке, и его температуры, от грамотного выбора своей, в каждом конкретном случае, системы пылеулавливания, состоящей обычно из нескольких последовательно установленных аппаратов разного принципа действия.
Обычно на первой ступени пылеулавливания отделяются наиболее грубые фракции пылей с использованием инерционных методов очистки в гравитационных и центробежных пылеосадителях, а на второй ступени - мелкие, наиболее трудноуловимые фракции пылей методами фильтрации через перегородку (тканевую, керамическую, зернистую), электроосаждения, мокрыми методами очистки. В ряде случаев нужна и третья ступень.
По способу улавливания пыли устройства подразделяются на три группы:
Современные сухие механические пылеуловители используют инерционный (осаждение пыли за счет резкого изменения направления газового потока) и центробежный (циклоны) механизмы осаждения. Самостоятельную группу аппаратов сухой очистки составляют пылеуловители фильтрационного действия, в основе которых лежит процесс фильтрации газа через пористую перегородку. Они делятся на пылеуловители с гибкими пористыми перегородками (тканевые рукавные фильтры) и с жесткими пористыми и зернистыми фильтрующими слоями.
В основе работы мокрых механических пылеуловителей лежит контакт очищаемого газа с жидкостью. Получили распространение следующие аппараты, работающие по мокрому способу: полые и насадочные скрубберы, пенные аппараты, аппараты с подвижным слоем насадки и т.д.
Аппараты электрической очистки газа осаждают частицы пыли за счет сообщения им электрического заряда. К ним относятся сухие и мокрые электрофильтры различных конструкций.
Работу пылеулавливающего аппарата оценивают по величине доли пыли, задержанной в нем. Ее обычно называют коэффициентом полезного
П
(3-43)
• 100%
действия п и рассчитывают как отношение количества пыли, уловленной в аппарате, к общему ее количеству во входящем потоке газа:
где Gi и G2 — количество взвешенных частиц в исходном и очищенном газе, кг/час.
Аппараты сухой механической очистки газов. Наиболее распространенным методом очистки газа от взвешенных твердых частиц является центробежное пылеулавливание в циклонах.
Очищенный гае
—
Рис. 3.8. Циклон
Циклон (рис.3.8) представляет собой вертикальный цилиндрический аппарат с конусным дном. Запыленный газ вводится через патрубок
Запыленный газ
тангенциально с большой скоростью (15 -20 м/с), при этом его поступательное движение превращается во
вращательное. Под действием центробежной силы более тяжелые частицы отбрасываются к периферии цилиндра, и затем скользят вдоль его стенок вниз, опускаются в коническую часть циклона и выводятся через нижний патрубок. Поток газа совершает несколько оборотов, по мере движения в нижнюю часть цилиндра, а затем по центральной трубе выводится вверх через штуцер. При этом может захватываться некоторое количество газа, не полностью освобожденного от пыли. Степень очистки газа в циклонах зависит от соотношения его размеров. С ростом линейной скорости газа на входе в циклон степень очистки сначала возрастает, а затем становится практически постоянной. Обычно линейная скорость на входе не превышает 20 м/с, т.к. при более высоких значениях резко возрастает перепад давления в циклоне (пропорционально квадрату скорости) и усиливается износ входного патрубка и корпуса.
На степень очистки газа значительно влияет фракционный состав пыли. Степень улавливания частиц размером меньше 20 мкм относительно невелика, а для больших размеров она не превышает 90%. В среднем степень очистки в циклонах колеблется от 70 до 90% при размерах частиц более 10 мкм.
Диаметр и количество циклонов подбираются по условной скорости газа в его свободном сечении
v
S
м/сек,
(3-44)
W_ =
усл
3/— S = nD2 /4 - сечение циклона, м2; D -
где V - объем газового потока, м3/сек; внутренний диаметр циклона.
условно определяется как местное
Перепад давления в циклоне сопротивление:
W 2 W 2
AP = £-ya^- •у •рг 2
b 2 g г 2 , Н/м2 , (3-45)
где % - общий коэффициент сопротивления; уг=Рг'£ - удельный вес газа,
33
Н/м3; рг - плотность газа, кг/м3.
Можно также задаться перепадом давления и найти допустимую скорость в циклоне:
w =!2•АР
после чего определить его сечение и диаметр:
s =
nD2 V
УСЛ ] % р , м/сек, (3-46)
4 W , м2 .
усл
Рекомендуемые значения перепада давления в циклонах составляют:
AP
- 55 - 75 м
/г
Для очистки газа от пыли применяются также рукавные фильтры, обычно устанавливаемые после циклонов. Они представляют собой рукава или мешки, подвешенные внутри корпуса. Газовый поток вводится по патрубку и распределяется по фильтрующим элементам - рукавам. Пыль осаждается на внутренней поверхности и в порах ткани, а газ проходит наружу и выводится из устройства. С увеличением толщины слоя пыли сопротивление ткани возрастает. Рукава периодически встряхиваются специальным устройством, в результате пыль собирается в нижнем бункере и удаляется из аппарата.
Мокрая очистка газов. Для тонкой очистки газов от пыли применяют мокрую очистку - промывку газов водой или другой жидкостью. Тесное взаимодействие между жидкостью и запыленным газом осуществляется в мокрых пылеуловителях либо на поверхности жидкой пленки, стекающей по вертикальной или наклонной плоскости, либо на поверхности капель или пузырьков газа.
Мокрая очистка газа наиболее эффективна, если допустимы увлажнение и охлаждение очищаемого газа, а отделяемые твердые или жидкие частицы имеют незначительную ценность. В случае, когда улавливаемые частицы находятся в высокодисперсном состоянии и плохо или совсем не смачиваются водой, то очистка газа мокрым способом малоэффективна и к жидкости необходимо добавлять поверхностно-активные вещества.
Наиболее существенным недостатком мокрой очистки газов является образование большого количества сточных вод (шламов), которые вызывают коррозию аппаратуры и должны в свою очередь подвергаться дальнейшему разделению и утилизации.
Полые и насадочные скрубберы. Простейшими аппаратами для мокрой очистки и одновременного охлаждения газов являются полые
Рис. 3.9. Насадочный скруббер:
- - ■ У-Л
Вода,
toгрязненная Хмидкость
Запыленный ^, газ
Загрязненная жидкость
Рис. 3.10. Пенный скруббер:
тарелка.
печивает большую поверхность контакта между ней и получить высокую степень очистки.
скрубберы. Запыленный газ (Рис.3.9) движется через аппарат снизу вверх со
скоростью не более 0,8...1,5 м/сек (для уменьшения брызгоуноса) и
орошается водой, разбрызгиваемой через форсунки. При этом все
поперечное сечение аппарата должно полностью перекрываться
распыляемой жидкостью. В качестве насадки обычно используют кольцевую и
хордовую, а также кокс, кварц. Степень очистки газа от пыли в полых
скрубберах достигает 60-75%, а в насадочных 75-85%.
Центробежные скрубберы. Интенсификация процесса мокрой очистки
может быть достигнута при проведении его в поле центробежных сил.
Известны два способа.
В первом случае запыленный газ поступает в нижнюю часть
цилиндрического корпуса тангенциально и приобретает вращательное
движение. Стенки корпуса орошаются через специальные устройства,
расположенные в верхней части аппарата, водой, которая стекает по их
внутренней поверхности тонкой пленкой. Частицы пыли, под действием
центробежной силы, отбрасываются к стенкам аппарата, смачиваются
водяной пленкой и уносятся вместе с водой через коническое днище, а
очищенный газ удаляется через верхний патрубок.
Во втором случае жидкость распыливается и
закручивается с помощью перфорированного
вращающегося ротора. При взаимодействии двух
вращающихся навстречу друг другу потоков
частицы пыли смачиваются и выводятся из
аппарата.
В обоих
случаях достигается
более высокая степень очистки, по сравнению с полыми или насадочными скрубберами. Ее величина может превышать 95% при размерах частиц пыли в диапазоне 5...30 мкм.
Пенные пылеуловители. В
этих аппаратах жидкость, взаимодействующая с запыленным газом, приводится в состояние подвижной пены, что обес- газом и позволяет
Очищенный газ
Пенный аппарат (Рис.3.10) представляет собой камеру 1 круглого или прямоугольного сечения, внутри которой находится перфорированная решетка 3. Вода через штуцер поступает на решетку, а запыленный газ подается в нижнюю часть аппарата. Проходя через отверстия тарелки 3, он барботирует сквозь слой жидкости и превращает всю ее в слой подвижной пены. В слое пены пыль захватывается жидкостью, основная часть которой (-80%) удаляется вместе с пеной через регулирующий порог 2. Оставшаяся часть жидкости сливается через отверстия тарелки и улавливает в подтарелочном пространстве более крупные частицы. Суспензия, образующаяся при этом, удаляется через штуцер, расположенный внизу. В ряде случаев применяют несколько решеток, причем их число зависит от требуемой степени очистки газа.
Степень улавливания пыли в пенных аппаратах часто превышает 95-99% при относительно низких капитальных затратах и эксплуатационных расходах.
Недостатки пенных аппаратов:
Осадок
Рис.3.11. Трубчатый электофильтр
1 - встряхивающее устройство; 2 - изолятор; 3 - рама;
Электрическая очистка газов (электрофильтры). В электрофильтрах очистка газа происходит под действием электрических сил. Для этого частицам сообщается электрический заряд и они под действием электрического поля выводятся из газового потока и осаждаются на электродных пластинах. Зарядка частиц в электрофильтрах происходит в поле коронного разряда (при полной ионизации поля между электродами возникает коронный разряд - образование короны вокруг каждого провода). Один из электродов - отрицательной полярности - коронирующий, служит для сообщения заряда частицам. Он представляет собой тонкую струну (провод). Второй электрод - осадительный имеет значительную поверхность.
На рис. 3.11 представлена схема сухого электрофильтра. Газ, поступающий в фильтр, снизу проходит систему электродов, очищается и удаляется через верхний патрубок. Аппарат оборудован встряхивающим устройством для очистки электродов от уловленной пыли. Эффективность электрофильтров
при улавливании частиц, размером до 0,5 мкм достигает 99% и ухудшается с увеличением скорости газового потока. В ряде случаев электроочистка газов применяется как дополнительная к другим способам.
Выбор пылеулавливающего оборудования. Основным параметром очищаемого газа следует считать дисперсность пыли (размер частиц), т.к. выбор пылеулавливающего оборудования зависит главным образом от него. Нужно учитывать также требования, предъявляемые к полноте очистки.
Однако рост эффективности работы пылеулавливающих устройств в большинстве случаев связан с увеличением энергозатрат и размеров аппарата или их количества (таблица 3.1).
Таблица 3.1
|
Аппараты |
Макс. содержание пыли в газе, кг/м3 |
Размеры частиц, мкм |
Степень очистки, % |
Гидравлическое сопротивление, Н/м2 |
Стоимость очистки по отношению к циклонам |
|
1. Циклоны |
0,4 |
более 10 |
70-90 |
400-700 |
1,0-1,5 |
|
2. Батарейные циклоны |
0,1 |
более 10 |
85-90 |
500-800 |
1,5-2,5 |
|
3. Рукавные фильтры |
0,02 |
более 1 |
98-99 |
500-2500 |
3,0-7,0 |
|
4. Скрубберы центробежные |
0,05 |
более 2 |
85-95 |
400-800 |
2,5-4,0 |
|
5. Пенные аппараты |
0,3 |
более 0,5 |
95-99 |
300-900 |
2,5-4,0 |
|
6. Электрофильтры |
0,01-0,05 |
более 0,005 |
99 и менее |
100-200 |
5-15 |
Самостоятельно изучить следующие конструкции аппаратов для пылеулавливания:
Контрольные вопросы
Перемешивание жидких сред - процесс широко применяемый в пищевой и других отраслях промышленности для приготовления эмульсий, суспензий, получения гомогенных систем (растворов), а также для интенсификации химических, тепловых и диффузионных процессов.
А) Гомогенные процессы
В случае гомогенизации, приготовления суспензий, нагревания или охлаждения гомогенной среды перемешивание используют в основном для выравнивания температурного и концентрационного полей, благодаря этому возрастает скорость химической реакции.
Б) Гетерогенные процессы
Гетерогенная реакция складывается из нескольких последовательных стадий. Если определяющей является собственно химическая реакция, то перемешивание используется для выравнивания концентрационного поля. В этом случае необходимо обеспечить интенсивную циркуляцию потока.
Если самая медленная стадия - массопередача, то перемешивание приводит к уменьшению толщины диффузионной пленки. Вследствие турбулизации потока, вызванной перемешиванием, происходит подвод вещества к границе межфазного контакта и последующий отвод продуктов реакции.
Способы перемешивания
Существует несколько способов перемешивания жидких сред:
типа.
а) перемешивание струёй жидкости, вытекающей из сопла;
б) перемешивание жидкости струёй газа;
в) пульсационное перемешивание.
Рассмотрим более подробно только первый способ, ка наиболее распространенный.
Эффективность и интенсивность перемешивания
Для сравнительной оценки различных перемешивающих устройств обычно используют две их наиболее важных характеристики:
Эффективность перемешивающего устройства характеризует качество проведения процесса и может быть выражена по-разному, в зависимости от
цели перемешивания. Но в любом случае она зависит от величины энергии, вводимой в перемешиваемую жидкость
э --V-
Э N •т , (4-1)
где V - объем перемешиваемой жидкости; N - потребляемая мощность;
т- время процесса.
Интенсивность перемешивания определяется временем достижения
технологического результата или частотой вращения мешалки n мешалки при фиксированной продолжительности процесса (для механических мешалок):
V
I =
(4-2)
n • т
Механическое перемешивающее устройство состоит из вала, к которому крепится мешалка, и привода. Мешалки делятся на две группы: тихоходные - лопастные, рамные, якорные. Они имеют относительно большие размеры и малую скорость вращения (обычно не более 80 об/мин); быстроходные -
Рис.4.1. Типы мешалок а) трехлопастная; б) двухлопастная; в) пропеллерная; г) открытая турбинная; д) открытая турбинная с наклонными лопастями; е) закрытая турбинная;
пропеллерные и турбинные.
Под тихоходными
понимают мешалки, которые при перемешивании
осуществляют ламинарное течение жидкости в аппарате. Быстроходные мешалки применяют тогда, когда требуется проводить процесс при переходном или турбулентном режимах движения жидких сред.
Лопастная мешалка (рис.4.1 а-б ) имеет две горизонтальные лопасти, укрепленных на
вращающемся валу. В случае необходимости
сообщения жидкости
частичного вертикального перемещения лопасти
делают наклонными (обычно
угол наклона а = 45°). Для диаметра мешалки
принимают dM = (0,5....0,7)Д,
где Д - диаметр аппарата. Окружную скорость на конце лопасти мешалки выбирают в зависимости от вязкости перемешиваемой среды в диапазоне от
Лопастные мешалки применяют для смешивания жидкостей, растворения твердых тел, получения суспензий и т.д. При большой высоте
аппарата Ь»Д на валу устанавливают мешалки в два, три яруса и более.
Рамные мешалки являются комбинацией простых лопастных мешалок с вертикальными и наклонными планками и применяются в случае больших объемов перемешиваемых вязких материалов. Окружные скорости вращения
на концах лопастей и отношения ^м/Д такие же, как для лопастных мешалок.
Якорные мешалки получили широкое распространение в промышленности. Их контур соответствует форме сосуда, в котором они
расположены. Обычно выдерживают соотношение dM = 0,9Д, но на практике оно может быть и большим. Скорость вращения до 90 об/мин. Якорные мешалки применяют для перемешивания очень вязких жидкостей, особенно если процесс сопровождается нагревом среды через стенки аппарата. Из-за небольшого зазора между краями мешалки и стенками аппарата около последних возникает сильное турбулентное течение, препятствующее перегреванию жидкости и образованию на стенках осадка. При высокой вязкости жидкости мешалка снабжается добавочными горизонтальными или вертикальными лопастями. В соответствии с формой днища различают круглые, эллиптические, треугольные и другие якорные мешалки.
Общим недостатком лопастных, рамных и якорных мешалок является громоздкость и большая пусковая мощность.
Пропеллерные мешалки имеют три или четыре лопасти, расположенные винтообразно. По форме лопасти могут быть овальные, расширяющиеся и с параллельными кромками (рис.4.1 в). Вследствие более обтекаемой формы пропеллерные мешалки при одинаковом числе Рейнольдса потребляют меньшую мощность, по сравнению с мешалками других типов.
Пропеллерные мешалки создают интенсивные вертикальные потоки жидкости, и, как следствие этого, большой насосный эффект, что позволяет существенно сократить продолжительность процесса, особенно в случае перемешивания расслаивающихся жидкостей. Диаметр мешалки выбирают в
диапазоне dM =(0,25...0,33) Д. Окружная скорость этих мешалок до 15 м/сек (2400 об/мин). Они применяются для перемешивания жидкостей вязкостью до
Для организации направленного течения жидкости в аппаратах, где
Н»Д, мешалку устанавливают в диффузор, который представляет собой короткий цилиндрический или конический стакан.
Пропеллерные мешалки применяют для перемешивания жидкостей, растворения, образования взвесей, проведения химических реакций в жидкой среде, образования маловязких эмульсий и гомогенизации больших объемов жидкости.
Турбинные мешалки охватывают обширную группу весьма
разнородных конструкций. Диаметр мешалок выбирают в диапазоне d^i
=(0,25...0,5) Д в зависимости от размеров аппарата, причем большие значения берутся для более вязких жидкостей (до 500 Па-с).
Открытые турбинные мешалки с плоскими лопастями высотой (рис.4.1 г) представляют собой диск с укрепленными на нем плоскими лопатками (6-8 штук), расположенными радиально. По ГОСТ 20680-75 диаметр кольцевого
диска на котором крепят шесть радиальных лопастей, d2=0,75dM, длина
лопасти l=0,25dM. Мешалки этого типа применяют для быстрого суспензирования, растворения твердой фазы, а также диспергирования. Окружная скорость вращения до 7 м/сек.
При перемешивании маловязких жидкостей механической мешалкой любого типа, расположенной в центре аппарата с гладкими стенками, появляется центральная воронка. Образование воронки происходит вследствие того, что на каждую частицу жидкости действует некоторая объемная сила, являющаяся результатом совместного влияния центробежной силы и силы тяжести. С увеличением числа оборотов мешалки возникшая воронка постепенно углубляется, достигает мешалки, а в предельном случае и дна аппарата. В этих условиях перемешивание становится совершенно неэффективным и необходимо принимать ряд конструктивных мер, предотвращающих возможность ее образования.
Мешалки, создающие аксиальное движение потока жидкости, устанавливают под углом или смещают от центра. В первом случае вал мешалки составляет с осью аппарата угол примерно 15°. Во втором случае мешалку смещают в сторону от центра в квадрат, соответствующий направлению ее вращения.
Лопастные, рамные и якорные мешалки обычно используются в аппаратах без перегородок, так как у них мал зазор между краями лопастей и боковой стенкой.
С целью предотвращения образования центральной воронки в аппаратуре устанавливают отражательные перегородки, например, на пути спирального кругового движения жидкости.
Отражательными перегородками называют неподвижные пластины прямоугольной формы, которые размещают внутри аппарата обычно в вертикальном положении двумя способами:
На практике ширину отражательных перегородок обычно принимают в
пределах (0,056 - 0,12)Д, где Д - внутренний диаметр аппарата. В результате установки отражательных перегородок возрастает величина циркуляции по высоте аппарата, но при этом увеличивается и потребление энергии. В случае применения перегородок, исключающих образование центральной воронки,
появляется возможность существенно увеличить подводимую мощность и тем самым значительно интенсифицировать процесс перемешивания.
Вынужденное стационарное движение жидкости в условиях, когда действием силы тяжести пренебрегать нельзя, описывается критериальным уравнением вида
Eu = f (Re, Fr, Г1, Г2,...), (4-3)
где Г1, Г2 - симплексы геометрического подобия.
С целью отражения специфики движения рабочих органов перемешивающих устройств запишем критерии Эйлера, Рейнольдса и Фруда в несколько измененном виде. Критерий Эйлера записывается следующим образом
Eu = ^ р • w ,
где ЛР=(Р1- Р2) - перепад давления между передней (со стороны набегания потока) и задней плоскостями лопасти мешалки. Вместо линейной
скорости потока жидкости w, среднюю величину которой при перемешивании установить практически невозможно (из-за эффекта проскальзывания жидкости относительно лопасти), используем окружную скорость вращения мешалки:
ndM • n
w = — л
окР 60 т.е. wOKp пропорциональна ndM-
Так как при перемешивании нас интересуют прежде всего затраты
энергии, то перепад давлений ЛР заменяем полезной мощностью N, сообщаемой жидкости:
A L
N = — = F — = F • w = ЛР • S • w
окр окр ,
Т т
где А - работа, т- время, F - сила, L - длина, S - площадь. Следовательно,
Л Р N N N
ЛР = ~ 2 = Y
S • w0Kp dM • n • dM n • dM '
Подставив выражение для ЛР в критерий Эйлера, получим:
= N = N = K
Ц ~ 2 г 2 1 3 3r5_ . (4-4)
р • n • Um • n • Um р • n • Um V '
Критерий Эйлера, выраженный в таком виде, называют критерием
мощности и обозначают Kn.
Соответственно центробежные критерии Рейнольдса и Фруда для
процесса перемешивания запишутся так:
• d
и
Тогда обобщенное критериальное уравнение для процесса перемешивания жидких сред в стационарном режиме при соблюдении условий геометрического подобия модельного и промышленного устройств примет вид
Re = n-dM 'p
g
Kn = /(Явц, Ягц )
При наличии в аппарате отражательных перегородок, исключающих возможность образования воронки, влиянием силы тяжести можно пренебречь. Тогда представим выражение (4-5) в виде степенного одночлена
Kn = A-Re46
Значение коэффициента А и показателя степени в зависят от типа мешалки, конструкции аппарата, режима перемешивания и определяются
экспериментально. График зависимости KNот Re4 приведен на рис.4.2.
На графике можно выделить 4 области:
1. Отрезок АВ соответствует области ламинарного течения
(Re4< 80). В этом случае
жидкость плавно обтекает кромки лопасти мешалки и вращается вместе с ними. При этом действие мешалки распространяется
только на те слои жидкости, которые непосредственно
примыкают к ее лопастям. У всех типов мешалок наклон прямой АВ равен 135о. Учитывая, что в этом
случае показатель степени в =
tg135°= -1, зависимость (4-5) примет вид:
Kn = A1 -ReM 1.
Отсюда:
N=Arju-n2-dM3, (4-6)
В литературе имеются конкретные значения коэффициента А1 для разных типов мешалок.
2. Отрезок ВС - область переходного режима (102<Re4 <104). В этой
области вид зависимости Kn = f(Rel) для различных типов мешалок неодинаков. Условно мы показали его на рис.3.17 в виде прямой линии ВС. На практике в области переходного режима мешалки, как правило, не работают.
4. Перемешивание в жидких средах
n
M
Fr„ =
(4-5)
Рис.4.2. График зависимости KN от Rev
Как видно на рис.4.2 при ReM >105 критерий Kn практически не зависит от Re4. В этом случае (автомодельная область) расход энергии определяется только инерционными силами и дальнейшее увеличение числа оборотов мешалки нецелесообразно, т.к. наблюдаемый рост интенсивности перемешивания (вследствие возрастания затрат мощности) не компенсируется достигнутым эффектом. Как правило, угол наклона отрезка СД для различных типов мешалок равен 180°. Учитывая, что tg180°= 0, выражение (4-4) для области СД примет вид:
Kn = A2 •Reц0 и
N=A2pn3-dM5 (4-7)
Fr„.
Тогда зависимость (4-2) примет вид
Kn = A3 • Fr4e (4-8)
Показатель степени с имеет сложный вид и включает в свой состав критерий Рейнольдса. Метод его нахождения приводится в соответствующей литературе.
Контрольные вопросы
Процесс переноса тепла, происходящий между телами, имеющими различную температуру, называется теплообменом. Его движущей силой является разность температур между более и менее нагретыми телами. Тела, участвующие в теплообмене, называются теплоносителями. Различают три способа распространения тепла: теплопроводность, конвекцию и тепловое излучение.
Теплопроводность представляет собой перенос тепла от более к менее нагретым участкам тела вследствие теплового движения и взаимодействия микрочастиц, непосредственно соприкасающихся друг с другом. В твердых телах теплопроводность обычно является основным видом распространения тепла.
Конвекцией называют перенос тепла вследствие движения и перемешивания макроскопических объемов газа или жидкости. Перенос тепла возможен в условиях свободной конвекции, обусловленной разностью плотностей в различных точках объема жидкости, возникающей вследствие неодинаковых температур в них или в условиях вынужденной конвекции, когда происходит принудительное движение всего объема жидкости, например, при перемешивании ее мешалкой.
Тепловое излучение - процесс распространения электромагнитных колебаний с различной длиной волн, обусловленный тепловым движением атомов и молекул излучающего тела. Все тела способны излучать энергию, которая поглощается другими телами и снова превращается в тепло.
Интенсивность теплового излучения возрастает с повышением
температуры тела и приобретает доминирующее значение только при t >600оС. Мы более подробно этот способ распространения тепла рассматривать не будем, т.к. подавляющая часть теплообменной аппаратуры работает при значительно более низких температурах.
В реальных условиях тепло передается не одним способом, а двумя или изредка тремя.
Теплоотдача - это перенос тепла от стенки к газообразной (жидкой) среде или в обратном направлении. Теплопередача - это процесс передачи тепла от более нагретой к менее нагретой жидкости (газу) через разделяющую их поверхность или твердую стенку.
В непрерывнодействующих аппаратах температуры в различных точках не изменяются во времени и протекающие процессы теплообмена являются установившимися (стационарными). В периодически действующих аппаратах, где температуры меняются во времени, осуществляются нестационарные процессы теплообмена.
Тепловое воздействие на пищевые продукты является необходимым условием технологических процессов большинства пищевых производств. Тепло распространяется в средах, различающихся специфическими свойствами: в хлебопекарном тесте, мармеладе, молоке, сахарных растворах и т.д. В процессе технологической обработки они претерпевают во времени качественные превращения, что вызывает соответствующее изменение
условий теплопередачи. Поэтому многие процессы теплообмена в пищевых средах происходят в переменных, нестационарных условиях.
Задачи тепловой обработки пищевых продуктов разнообразны. В зависимости от целей технологии происходят следующие тепловые процессы:
а) нагревание и охлаждение однофазных и многофазных сред;
б) конденсация паров химически однородных жидкостей и их смесей;
в) испарение воды в парогазовую среду (увлажнение воздуха, сушка материалов);
г) кипение жидкостей.
В большинстве случаев непосредственный контакт пищевых продуктов с другими теплоносителями недопустим, поэтому теплопередачу осуществляют в различных теплообменниках, где твердая стенка разделяет рабочие среды. Твердая стенка служит поверхностью нагрева и конструктивно выполняется в виде труб, рубашек и т.д.
Расчет теплообменной аппаратуры состоит из 2-х основных этапов:
количества тепла Q, которое должно быть передано за определенное время т от одного теплоносителя к другому. Тепловой поток вычисляется путем составления и решения тепловых балансов.
передачу требуемого количества тепла в заданное время т. Поверхность теплообмена находят из основного уравнения теплопередачи, вычислив предварительно значение средней разности температур между
теплоносителями AtCp и коэффициент теплопередачи К:
Q=K’F’AtCp т (5-1)
Тепло Q1, отдаваемое более нагретым теплоносителем, затрачивается
на нагрев более холодного Q2 и на компенсацию потерь Qn в окружающую среду.
Величина Qn в тепловых аппаратах, покрытых тепловой изоляцией, принимается в диапазоне 3...5%. В первом приближении ею можно пренебречь. Тогда тепловой баланс выразится равенством
Q=Q1 = Q2, где Q - тепловая нагрузка аппарата.
Если расходы "горячего" и "холодного" теплоносителей составляют G1 и G2 соответственно, а их энтальпии на входе в аппарат 1ш, Ьн и на выходе I1K, Gk, уравнение теплового баланса будет иметь следующий вид
Q = G1 (!\H — Лк ) = G2 (12к — 12H ) (5-2)
Для случая теплообмена без изменения агрегатного состояния теплоносителей, энтальпия последних заменяется произведением
теплоемкости "С" на температуру t:
IiH=CiH't ih, IiK=CiK't ik,
12K=C2Kt2K; 12H=C2H't2H
Величины CiH и Cik - это средние удельные теплоемкости "горячего"
теплоносителя в диапазоне изменения температур от 0 до tiH (на входе) и tiK
(на выходе) соответственно. Для "холодного" теплоносителя C2H и C2K -
средние удельные теплоемкости в пределах 0 - t2H и 0 - t2K В технических расчетах значения энтальпий обычно находят при заданной температуре из тепловых и энтропийных диаграмм или справочных таблиц.
При изменении агрегатного состояния теплоносителя (конденсация пара, испарение жидкости и т.д.) или протекании химических реакций, сопровождающихся тепловыми эффектами, их необходимо учитывать. Например, при конденсации насыщенного пара, являющегося "горячим"
теплоносителем, величина 1\к в уравнении (5-2) представляет собой энтальпию удаляемого парового конденсата.
Основным уравнением теплопередачи является общая кинетическая
зависимость между тепловым потоком Q^ поверхностью теплообмена F:
Q/=K^F^Лtсp^т (5-3)
где К - коэффициент теплопередачи, определяющий среднюю скорость
передачи тепла вдоль всей поверхности теплообмена; Лtсp - средняя разность температур между теплоносителями, определяющая среднюю
движущую силу процесса теплопередачи или температурный напор; т - время.
Для непрерывных процессов теплообмена уравнение (5-3) имеет вид
Q=Q '/т=К-КЛср (5-4)
где Q - тепловой поток. Это количество тепла, проходящее в единицу времени через произвольную поверхность.
Из уравнений (5-3) и (5-4) можно определить размерность и физический
смысл коэффициента теплопередачи К.
г Q 1 = г Дж 1 = Г Вт 1
rKi=L^~;—1 =г^ “J =г^ “J
L J F • Лt • т м • сек • град м • град
Коэффициент теплопередачи показывает, какое количество тепла (в Дж) переходит за 1 сек от "горячего" к "холодному" теплоносителю через поверхность теплообмена 1 м2 при средней разности температур между ними, равной 1 град.
Процесс передачи тепла теплопроводностью описывается с помощью закона Фурье, согласно которому количество тепла dQ, передаваемое посредством теплопроводности через элемент поверхности dF, перпендикулярный тепловому потоку, за время dт прямо пропорционально температурному градиенту dt / dn , поверхности dF и времени dv.
dt
dQ _X — • dF • dт ^
dn . ( )
Температурным градиентом называется производная температуры по нормали к изотермической поверхности.
^ гот _ г Вт ]
Коэффициент теплопроводности X имеет размерность: IAI _Гм град '
и показывает, какое количество тепла переносится путем теплопроводности в единицу времени через единицу поверхности теплообмена при падении температуры на 1 град на единицу длины нормали к изометрической поверхности.
Для характеристики теплоинерционных свойств вещества введем понятие коэффициента температуропроводности "а". Чем больше величина "а" у вещества, тем быстрее оно нагревается или охлаждается:
вт
г г X п г м • град п г м2 п
[a] _Г ] _г— ] =г ]
р Дж кг сек .
кг • град м3
Интенсивность переноса тепла конвекцией зависит от степени турбулентности потока жидкости и перемешивания частиц внутри него. Следовательно, конвекция сильно зависит от гидродинамических условий течения потока жидкости.
В ядре потока перенос тепла осуществляется одновременно теплопроводностью и конвекцией. Совместный перенос тепла этими способами называется конвективной теплоотдачей. Механизм переноса тепла в ядре потока при его турбулентном движении характеризуется интенсивным перемешиванием макрообъемов среды, которое приводит к выравниванию
температур до некоторого среднего значения Ж. По мере приближения к стенке интенсивность теплоотдачи падает. Это объясняется тем, что вблизи нее образуется тепловой пограничный слой, подобный гидродинамическому пограничному слою, но обычно меньше его по толщине. В этом слое, по мере приближения к стенке, все большее значение приобретает теплопроводность, а влияние турбулентности становится пренебрежимо мало (рис.5.1).
Рис.5.1. Схема конвективного теплообмена
dt
dy
T
Здесь Лт - коэффициент турбулентной теплопроводности.
Величина Лт во много раз превышает
значения Л, т.к. в ядре турбулентного потока переносится заметно большее количество тепла, чем путем теплопроводности в тепловом пограничном слое.
Интенсивность переноса тепла в ядре потока за счет Лт определяется коэффициентом турбулентной температуропроводности:
Плотность турбулентного теплообмена
qm в направлении, перпендикулярном потоку, определяется выражением:
— —Л
(5-6)
Л
a
T
T
с • р -
величина которого в области теплового слоя, по мере приближения в стенке уменьшается. Для интенсификации конвективного теплообмена необходимо уменьшить толщину теплового пограничного слоя.
Сложность механизма конвективного теплообмена обуславливает трудности расчета процесса теплоотдачи. Точное решение задачи о количестве тепла, передаваемого от стенки к среде, связано с необходимостью определения температурного градиента у стенки и профиля изменения температур теплоносителя вдоль поверхности теплообмена, что весьма затруднительно. Поэтому в основу непрерывного процесса теплоотдачи берут уравнение Ньютона:
Q a'F(tcm - tж) (5-7)
Здесь а - коэффициент теплоотдачи, который показывает какое количество тепла передается от 1 м2 поверхности стенки к жидкости в течение 1 сек при разности температур между стенкой и жидкостью 1 град.
Он зависит от следующих факторов:
труб - их диаметр d и длина L, шероховатость £).
Таким образом
а=— (Ж>РРСр,Л,вАЪ£) (5-8)
Отсюда видно, что простота уравнения (5-7) только кажущаяся.
Трудность заключается в расчете величины "а". Кроме того, невозможно получить расчетное уравнение, пригодное для всех случаев теплоотдачи. Только путем обобщения опытных данных с помощью теории подобия можно получить обобщенные (критериальные) выражения для типовых случаев
теплоотдачи, позволяющие рассчитать а для конкретных условий. Исходной зависимостью для этого является общий закон распределения температур в жидкости, выраженный дифференциальным уравнением конвективного теплообмена.
В установившемся потоке жидкости выделим элементарный объем (в
виде куба) с гранями dx, dy, dz. Примем, что плотность жидкости р ,ее
коэффициент теплопроводности X и удельная теплоемкость С постоянны, а
температура t изменяется вдоль граней куба. Проекции скорости движения
жидкости W на оси координат x, y, z составляют Wx Wy Wz соответственно. Будем считать, что тепло переносится в жидкости путем конвекции и теплопроводности и затрачивается только на изменение энтальпии куба. Тогда конвективная составляющая теплового потока будет иметь вид:
dt dt dt
dQ _ —р • с (— Wx + — Wv + — Wz )• dV•dт
законе I V /-N x v ^ z S
dx dy dz
где dV - объем куба.
А количество тепла, вносимого в элементарный объем за время т путем теплопроводности, составит
o/d 2t д 2t д 2t4 , ,
dQ^ _ X(—2 + 2 + 2) • dV • dт
*тепл dx2 dy2 dz2) .
Общее количество тепла dQ, подводимое конвекцией и теплопроводностью
dQ _ dQm„ + dQmm _—р• с(— Wr +—WV +—W2)• dV• dr +
zZs ъ^конв ъ^тепл ! \ ^ x ^ y ^ z /
dx dy dz
о d2t d2t d2t , ,
(5-9)
Это количество тепла равно соответствующему изменению энтальпии элементарного куба:
dt
dQ _ с • р dV•dr /c ,m
^ н дт (5-10)
Тогда, приравняв выражение (5-9) и (5-10), проведя сокращение и преобразование, получим
dt dt TJ/ dt dt TJ/ , d 2t d 2t d 2t
дт dx dy dz dx dy dz (-)
Л
где a с • р - коэффициент температуропроводности.
Выражение (5-11) является дифференциальным уравнением конвективного теплообмена и в общем виде выражает распределение температур в движущейся жидкости. Отметим, что при установившемся
процессе теплообмена dt/ дт — 0 .
Чтобы получить полное математическое описание процесса уравнение (5-11) необходимо дополнить условиями на границе раздела потока и стенки аппарата. Выше мы рассматривали поток жидкости как двухслойную систему,
состоящую из пограничного теплового слоя толщиной 6тепл. и ядра потока, двигающегося в турбулентном режиме. В пограничном слое теплота от стенки аппарата распространяется теплопроводностью, которая описывается уравнением (5-5). Это же количество теплоты передается ядру потока согласно закону Ньютона по уравнению (5-7). Приравняв выражения (5-5) и (5
, dt
Однако выражения (5-11) и (5-12) можно привести к расчетному виду только для простейших случаев. Поэтому обычно используют другой путь, заключающийся в том, что расчетные выражения получают из общих дифференциальных уравнений, применяя методы теории подобия, и приводят их к конкретному виду с помощью экспериментальных данных.
лг а• I Nu —
Л ■
Равенство критериев Nu характеризует подобие процессов теплопереноса на границе между стенкой и потоком жидкости. Он является
мерой соотношения толщины пограничного слоя дтепл и определяющего геометрического размера. В критерий входит определяемая в задачах по
конвективному теплообмену величина а.
Т7 ат Fo _ — l2 ■
Равенство критериев Fo в сходных точках тепловых потоков - необходимое условие подобия неустановившихся процессов теплообмена.
P WA W • l v R p
Pe _ _ _ Re • Pr
a v a '
Pr _v_^
а а • р
Gr _ g-1 ъ-Р-&
v2 ■
где в - коэффициент объемного расширения жидкости, град-1; At - разность температур горячих и холодных частиц жидкости, вызывающих естественную конвекцию, град.
Необходимыми условиями подобия переноса тепла является соблюдение гидродинамического и геометрического подобия. Первое
характеризуется равенством критериев Re в сходственных точках подобных потоков, второе - постоянством отношения основных геометрических
размеров стенки Lj,L2,...,Ln к некоторому характерному размеру.
Таким образом, критериальное уравнение конвективного теплообмена выражается в виде:
Nu _ f (Fo,Re,Pr,Gr,^.
L0 L0 L0
С учетом того, что критерий Nu является определяемым, т.к. в него
входит искомая величина коэффициента теплоотдачи а. При установившемся
процессе теплообмена из выражения (5-13) исключают критерий Fo. При
вынужденном установившемся движении влиянием критерия Gr на теплопередачу можно пренебречь. Тогда:
Nu _ f(Re,pr, L-, L.). (5-14)
L0 L0 L0
Вид функции (5-14) определяется опытным путем, причем обычно ей придают степенную форму. Например, при движении потока в трубе
диаметром d и длиной l уравнение (5-14) примет вид:
Nu —ad = с • Re m • Prn (-)p (515)
Л d ' (5-15)
где величины с, m, n, p определяются по опытным данным.
Коэффициент теплоотдачи а определяется по найденному из критериальных уравнений критерию Нуссельта.
а) Вынужденное движение внутри труб при турбулентном режиме (Re >104). Для геометрически подобных прямых труб:
a • dэкв — Nu — 0,023 • Re м • Prм (5 16,
Л , (5-16)
где d3Ke — 4S / П: S - площадь поперечного сечения потока; П -
смоченный периметр сечения. Для труб круглого сечения d3Ke=d.
Из уравнения (5-16) видно, что значение а зависит главным образом от
скорости потока (Re), с возрастанием которой уменьшается толщина
теплового пограничного слоя, и его теплофизических свойств. При l / d <50 вводится поправочный коэффициент. В случае значительного изменения физических свойств теплоносителей в процессе теплообмена
Nu — 0,021 • Re08 • Pr043 • ^-P^)025
PrCT ■ <5-17>
PrCT - критерий Прандтля при температуре стенки аппарата.
При наличии внутри аппарата змеевика появляется дополнительная турбулизация, для учета которой вводится поправочный коэффициент:
аR — а • (1 + 3,54 • —) , (5-18)
где d- внутренний диаметр трубы; D - диаметр витка змеевика.
б) Ламинарный режим. Он осложняется естественной конвекцией, возникающей вследствие разности температур по сечению потока:
КТ Г\ 1 П Т) ^0,33 т-) 0,43 /''i 0,W Pr \ 0,25
Nu — О,17 •R^ • Pr • Gr • (-—у . (5-19)
пСТ
Критерий Gr вводится для учета влияния естественной конвекции.
в) Теплоотдача при механическом перемешивании. Для аппаратов с мешалками, создающими преимущественно радиальные потоки жидкости:
5. Теплообменные процессы
Nu _ c Re ц "• Prn (U)0,14
ц и ■ (5-20)
г1 ст
Re р n'd”
где ц и - центробежный критерий Рейнольдса; /лст - вязкость
j.и
среды при температуре стенки.
Уравнение (5-20) получено для аппаратов без внутренних
отражательных перегородок. Коэффициенты m, n, с находятся опытным путем.
г) при естественной конвекции нагретые частицы, имеющие меньшую плотность, поднимаются кверху; их сменяют более холодные, которые опускаются вниз и, нагревшись, также поднимаются вверх. В результате возникают конвекционные токи теплоносителя:
Nu _ с (Gr • Pr)n . (5-21)
Определяющие размеры системы для процессов конденсации пара и кипения жидкостей различны. При конденсации пара определяющим будет линейный размер поверхности нагрева, измеряемый вдоль пути стекания
конденсата (например, высота вертикальной поверхности Н или наружный
диаметр горизонтальной трубки dH).
При кипении таким размером становится либо критический радиус
образующегося пузырька пара RK, либо его диаметр do в момент отрыва от поверхности. При конденсации паров на поверхности нагрева обычно образуется сплошная пленка конденсата. Она стекает вниз в различных гидродинамических режимах. Поэтому интенсивность теплоотдачи зависит от толщины пленки конденсата и режима ее течения.
Для пленочной конденсации пара при ламинарном течении пленки
Nu _ с (Pr Ga • Ku)0'25, (5-22)
где с = 0,943 - для вертикальных поверхностей (l=H); с = 0,728 - при конденсации на наружной поверхности горизонтальных труб (l=dH);
Ku _ Гк
с • ^t - критерий фазового превращения Кутателадзе; rK
K
разность между температурами пара и стенки, 0К
теплота конденсации, Дж/кг; ск -теплоемкость конденсата, Дж/кг град; At -
м
g^l3
Ga _
V^ - критерий Галилея.
Рассмотрим процесс теплопередачи между теплоносителями, разделенными плоской стенкой (рис.5.2.). Вначале определим
количество тепла Q передаваемое в единицу времени от горячего теплоносителя с
температурой t1 к холодному с температурой t2
через разделяющую их стенку толщиной S и
коэффициентом теплопроводности X.
Температуры поверхностей стенки tcmj и tcm2 соответственно. Коэффициенты теплоотдачи
для горячего теплоносителя aj, а холодного -
а2.
Примем, что процесс теплоотдачи установившийся. В этом случае одно и тоже количество тепла за одинаковое время передается от горячего теплоносителя к стенке, через нее и от стенки к холодному теплоносителю. Тогда:
Q _ а1 (ti — tст 1 )F
Я
Q _ “Г (tCT 1 — tCT2 ) • F О
Q _ а2 (tCT 2 — ^2 ) • F .
Преобразуем эти уравнения следующим образом:
Q
Q
_ Q О ( ) _
(tCT 1 — tCT2 ) _ ~ ~T , (tCT2 — 12 ) _
(t1 tCT 1 ) _
a1 •F, ^ F Я
Сложив левые и правые части этих уравнений, получим
ч Q, 1 О 1 4 (t1 - 12 ) ( ^T + )
a2 •F .
F a1 Я
или:
a
1
F (t1 - 12 )
Q _
1 О 1
— + — +
(5-23)
Я a
a
Из сопоставления уравнений (5-4) и (5-23) следует, что:
к — 1
1 8 1
+ — +
а1 Л а2
Величина, обратная К, называется общим термическим
сопротивлением и обозначается R:
R 1 1 8 1
R — — — — + — +
K а1 Л а2 , (5-24)
где 1/ах — r -термическое сопротивление горячего теплоносителя;
1/а2 — r2 - термическое сопротивление холодного теплоносителя;
д/Х=гст - термическое сопротивление стенки.
В случае многослойной стенки в уравнение (5-24) вместо д/Х подставляется сумма термических сопротивлений каждого слоя стенки. Тогда:
_ 1 1 ^ 8 1
R — — — — +\— + —
K а1 1 Л а2 .
Анализ выражения (5-24) показывает, что для интенсификации процесса теплопередачи следует увеличивать меньший из коэффициентов
теплоотдачи, т.к. величина К всегда меньше его. Для этого, например,
увеличивают скорость теплоносителя с меньшим а или турбулизируют поток другими способами.
Движущей силой процесса теплообмена является разность температур теплоносителей. Под действием этой разности тепло передается от горячего теплоносителя к холодному. При этом движущая сила не сохраняет своего постоянного значения, а изменяется вдоль поверхности теплообмена. Поэтому вводится понятие - средняя разность температур, при которой определяются численные значения физических параметров среды. Температуры теплоносителей изменяются по сечению потока вследствие наличия поля температур и скоростей, а также вдоль проточной части теплообменника по мере охлаждения горячей среды и нагревания холодной. В частности, при конденсации пара и кипении жидкости, температуры теплоносителей принимаются постоянными как температуры фазового превращения. Процессы теплообмена в аппаратах непрерывного действия могут осуществляться в прямотоке, противотоке, перекрестном и смешанном потоках.
При нагревании или охлаждении рабочей среды (без изменения агрегатного состояния) температура ее вдоль поверхности нагрева
Рис.5.3. Схемы относительного движения рабочих сред и изменения их температур вдоль поверхности нагрева: а - прямоток; б - противоток
изменяется по некоторым экспоненциальным кривым (рис.5.3.а,б)
При простейших случаях теплопередачи - прямотоке и противотоке, средняя разность температур определяется по уравнению Грасгофа как средняя логарифмическая:
At
M
(5-25)
At
t
2 К
М
1Н
At
Для прямотока:
Atб = t1H — 12Н ; AtM = tlK — 12К .
Для противотока:
At б
tiK 12н ;
2,3 lg
М
л А*б
At = —-
At,
Наиболее совершенной схемой теплопередачи является противоток,
при котором At имеет наивысшее значение из всех возможных схем теплопередачи при прочих равных условиях. При теплопередаче в противотоке нагреваемый поток может быть нагрет до более высокой температуры, чем конечная температура нагревающего потока. Наименьшее значение при прочих равных условиях имеет средняя разность температур при прямотоке.
При более сложных случаях относительного движения теплоносителей (перекрестный ток, неравное число ходов для обеих жидких сред и т.д.) в выражение (5-25) вводятся поправочные функции, численные значения которых находятся в справочниках.
Контрольные вопросы
Самостоятельно изучить раздел «Обогрев и охлаждение аппаратов».
Конденсация - переход вещества из паро- или газообразного состояния в жидкое, проводимое путем охлаждения его водой или холодным воздухом. Конденсация паров широко применяется в пищевой промышленности при проведении процессов выпаривания, вакуум-сушки и др., для создания разрежения. При этом пары , подлежащие конденсации, обычно отводят в другой аппарат - конденсатор, где они охлаждаются водой или воздухом. Объем получаемого конденсата в тысячу и более раз меньше объема пара, из которого он образовался. Поэтому в конденсаторе создается разрежение, которое увеличивается при уменьшении температуры конденсации. Для поддержания вакуума на требуемом уровне из
конденсатора непрерывно отводятся с помощью вакуум-насоса неконденсирующие газы.
По способу охлаждения различают два типа конденсаторов: а) смешения; б) поверхностные.
Конденсаторы смешения - аппараты, где пар непосредственно смешивается с охлаждающей водой. По способу отвода воды, неконденсирующихся газов и конденсата различают сухие и мокрые конденсаторы смешения.
В сухих (барометрических) конденсаторах (рис.5.4.) вода и конденсат удаляются совместно, а газы отдельно с помощью вакуум-насоса. Внутри корпуса 1 взаимодействие пара и воды происходит в противотоке. Вода подается через штуцер в виде тонких струй перетекает с тарелки 2 на тарелку через отверстия и борта. Пар поступает снизу через штуцер и при соприкосновении с водой конденсируется. Смесь конденсата и воды попадает в барометрическую трубу 3 высотой около 10 м и далее в колодец 4. Труба 3 и колодец играют роль гидравлического затвора, препятствующего проникновению наружного воздуха в аппарат. Несконденсировавшиеся газы отсасываются через штуцер 8 вакуум-насосом. Процесс конденсации пара протекает под вакуумом (0,01...0,02 Мн/м2).
Воздух Для уравновешения разности давлений в
конденсаторе и атмосферного используется столб жидкости, находящийся в трубе 3.
Достоинством противоточного барометрического конденсатора является наиболее простой и дешевый способ отвода воды, удаляемой в канализацию. В мокрых конденсаторах смешения охлаждающаяся вода распыляется внутри аппарата через сопла. Вода и пар вводятся в верхней части корпуса прямотоком, а конденсат, вода и
несконцентрировавшиеся газы удаляются из нижней части с помощью мокровоздушного насоса.
Конденсаторы смешения используются для создания разрежения в установках, работающих под вакуумом (вакуум-фильтры, сушилки, выпарные аппараты и т.д.).
В поверхностных конденсаторах конденсирующийся пар отдает свое тепло через стенку. Обычно пар конденсируется на
Рис.5.4.Барометрический наружных или внутренних поверхностях труб, конденсатор омываемых с противоположной стороны водой.
труба; представляет собой какую-либо ценность.
перегретого пара, является завершающей операцией технологического процесса.
Отметим, что поверхностные конденсаторы более металлоемки и требуют большего расхода воды. В промышленности в качестве поверхностных конденсаторов используют различные теплообменники, например, трубчатые и оросительные холодильники-конденсаторы.
Теплообменниками называются аппараты, в которых происходит теплообмен между рабочими средами независимо от их технологического назначения.
В зависимости от способа передачи тепла различают две основные группы теплообменников:
Поверхностные тепло-обменники наиболее рас-пространены. По конструкции их можно подразделить на кожухо-образные, типа "труба в трубе",
Рис. 5.5. Кожухотрубный теплообменник 1 - корпус; 2 - трубная решетка; 3 - греющая труба; 4 - патрубок; 5 - днища; 6 - опоры; 7 - болт;
8 - прокладка; 9 - обечайка.
погружные, оросительные, с плоскими поверхностями нагрева и т.д.
Рассмотрим некоторые
основные конструкции. Кожухотрубные теплообменники.
Теплообменник (рис.5.5.)
представляет собой пучок труб, помещенных в цилиндрическом корпусе 1 (кожухе). Пространство
между трубками 3 и боковой поверхностью кожуха называется межтрубным. Трубки завальцованы (закреплены) или приварены к трубным решеткам 2. К фланцам корпуса крепятся крышка и днище 5, имеющие патрубки 4 для подвода и отвода рабочей жидкости Ж2. На корпусе также имеются патрубки 4 для подвода и отвода рабочего тела Ж1. Трубки обычно имеют диаметр
d ^10 мм и изготовляются из материалов, хорошо проводящих тепло. Большим недостатком одноходовых теплообменников, предназначенных для нагревания или охлаждения жидкостей, является
несоответствие между пропускной способностью пучка трубок и площадью теплообмена. Так, трубка диаметром 20 мм при скорости потока 1 м/сек может пропустить около 1000 л/час жидкости; при этом площадь поверхности трубки при обычной длине 3,5 м составляет всего около 0,2 м2, что явно недостаточно для существенного подогрева такого большого количества жидкости. Поэтому приходится уменьшать скорость движения жидкости в трубке, что приводит к снижению коэффициента теплоотдачи. Этот недостаток можно устранить в первую очередь путем группировки труб в отдельные пучки (ходы) и устройства соответствующих перегородок. В этом случае мы достигаем эффекта не за счет снижения скорости потока, а в результате увеличения его пути в несколько раз.
Такой теплообменник называется многоходовым (рис.5.6 а). Здесь рабочая жидкость проходит через трубное пространство в несколько ходов, протекая последовательно через все пучки труб.
При небольшом числе ходов (два-три) перегородки делают по хордам, при большем - радиально или концентрически. Конструктивно удобнее устраивать четное число ходов, но не более 16. Если в межтрубном пространстве теплоносителем является жидкость, то для увеличения ее скорости также устраивают перегородки - продольные и поперечные. Продольные перегородки делят межтрубное пространство на столько же ходов, сколько имеет трубное. Эти перегородки обеспечивают принцип противотока рабочих тел. Перегородки установлены параллельно трубкам и не достигают противоположной трубной решетки. Большое число перегородок не рекомендуется из-за трудности уплотнения их стыков с трубными решетками.
Поперечные перегородки бывают перекрывающие и неперекрывающие. Перекрывающие перегородки пересекают все межтрубное пространство, оставляя вокруг каждой трубки кольцевую щель шириной около 2 мм. Расстояние между перегородками обычно 100 мм. Рабочее тело протекает через кольцевые щели с большой скоростью. При этом в промежутках между
а) б)
Рис. 5.6. Схема многоходового теплообменника:
перегородками образуются турбулентные завихрения, что приводит к увеличению коэффициента теплоотдачи. Такие перегородки неприменимы, если жидкости могут выделять осадок, т.к. узкие щели легко им забиваются. Неперекрывающие перегородки (рис.5.6 б ) выполняют, например, с проходом в виде сектора или сегмента.
Двухходовый теплообменник часто выполняют с U-образными трубками, открытые концы которых завальцованы в одну и ту же трубную решетку (рис.5.7). При запуске в работу теплообменников нужно обращать внимание на направление движения рабочих тел. Горячая (охлаждаемая) жидкость должна опускаться (подача сверху), а холодная - подниматься. В этом случае принудительное движение совпадает с естественным. Теплообменники ”труба в трубе ”
Такие теплообменники применяют при небольших расходах рабочих жидкостей и высоких давлениях. Они составляются из нескольких последовательно соединенных элементов, образованных двумя концентрически расположенными трубами (рис.5.8). Каждый элемент состоит из 2-х труб, вставленных одна в другую. Элементы соединены в батарею последовательно, параллельно или комбинированно. При этом трубы соединяются с трубами, а кольцевые пространства с кольцевыми пространствами. Достоинством таких теплообменников является соблюдение противотока, что обеспечивает наиболее полное использование теплоносителя. Они позволяют достигать довольно высоких скоростей жидкости в диапазоне 1-1,5 м/с, что уменьшает возможности отложения загрязнений на поверхности теплообмена и увеличивает значения коэффициентов теплоотдачи. Отметим, что эти теплообменники более громоздки, по сравнению с кожухотрубными, и требуют большего расхода металла на единицу поверхности теплообмена.
Рис. 5.7. Схема теплообменника с U- образными трубками:
1 - крышка; 2 - корпус;
3 - U - образные трубки
Рис. 5.8. Теплообменник типа «труба в трубе»:
1 - наружная труба; 2 - внутренняя труба; 3 - колено; 4 - патрубок
Погружные трубчатые теплообменники
Они имеют вид (Рис.5.9) змеевика 1, погруженного в аппарат 2, заполненный жидкостью. Коэффициент теплопередачи в них невелик, т.к. жидкость снаружи змеевика движется только под действием свободной конвекции. Обычно и внутри трубок скорость движения рабочего тела невелика. Поэтому для интенсификации процесса необходимо применять мешалки, т.е. использовать вынужденную конвекцию. Обычно змеевики применяются там, где не требуется подводить большое количество тепла или в качестве дополнительной поверхности (наряду с рубашкой).
Вода
Рис. 5.9. Погружной змеевиковый Рис. 5.10. Оросительный
теплообменник теплообменник
Оросительные теплообменники
Такой теплообменник (рис.5.10) представляет собой трубу 2 с прямоугольными витками, соединенные коленами 3, закрепленные на стойке 4. Охлаждаемая жидкость вытекает из распределительного желоба 1 на наружную поверхность верхнего витка трубы и затем последовательно стекает на нижерасположенные и в сборный желоб 5. Жидкость, омывающая трубки, нагревается или охлаждается в зависимости от температуры среды, протекающей внутри. Недостатки оросительных теплообменников: громоздкость и неравномерность смачивания наружной поверхности труб. Как правило, они располагаются вне помещения. Теплообменники этого типа применяются в холодильной технике в качестве конденсаторов, работающих при высоких давлениях хладоагента, для охлаждения пива, молока и других жидкостей. Они работают при небольших тепловых нагрузках и имеют невысокие коэффициенты теплоотдачи.
Теплообменники с плоскими поверхностями нагрева
К этому типу относятся различные ребристые, пластинчатые и другие теплообменники.
Оребрение поверхности производится с той стороны, где меньше значение коэффициента теплоотдачи. Это делается для создания большей поверхности контакта стенки с рабочей средой. Ребристый теплообменник для нагревания или охлаждения называется калорифером (рис.5.11). Он представляет собой две коробки I, плоскости которых соединены рядом трубок 2, имеющих наружную ребристую поверхность. Через входной патрубок поступает вода (пар), которая заполняет коробки I и трубки 2. Через выходной патрубок вода (конденсат) отводится. Между ребрами трубок
5. Теплообменные процессы
Рис. 5.11. Секция калорифера: 1 - коробка; 2 - ребро; 3 - труба.
проходит воздух (газ), поток которого ограничен с боковых стенок калорифера плоскими листами. Калориферы могут соединяться в батареи параллельно или последовательно. Ребристые калориферы изготовляются различных размеров, они отличаются числом трубок, их длиной и т.д.
Скорость воздуха определяют в зависимости от его расчетного расхода и живого сечения межтрубного пространства (« 40%). Зная скорость воздуха и температуру теплоносителя, находят коэффициенты теплопередачи по графикам и номограммам для каждого типа калорифера. Эти графики обычно приводятся в каталогах калориферов; там же указывается гидравлическое сопротивление, необходимое для расчета вентилятора.
Самостоятельно изучить конструкции следующих теплообменников:
Жидкость, находящаяся внутри аппарата, получает заданное количество тепла путем свободной конвекции или вынужденной при принудительном перемешивании мешалкой. При паровом обогреве пар, находящийся в рубашке, конденсируется на вертикальной и сферической поверхностях, а при обогреве жидкостью происходит обтекание цилиндра.
В трубном пространстве теплообменника происходит теплопередача при вынужденном переходном, ламинарном или турбулентном режимах; в межтрубном пространстве при паровом обогреве происходит конденсация на вертикальной поверхности или снаружи горизонтальных труб, а при жидкостном обогреве - продольное, поперечное или смешанное обтекание пучка труб.
При паровом обогреве внутри труб происходит конденсация, а при жидкостном - вынужденное движение в различных режимах с повышением интенсивности теплоотдачи в змеевиках за счет поворотов потока . Снаружи труб происходит свободная конвекция или, при наличии мешалок, вынужденное обтекание труб.
5.14. Основные способы увеличения интенсивности теплообмена
Интенсификация теплообмена является одним из основных направлений развития и совершенствования тепловой аппаратуры пищевых производств. При этом широко используются положительные эффекты в интенсификации теплообмена, обнаруженные и исследованные в других областях технологии и энергетики. Например, за последние годы выполнен ряд работ по промышленному испытанию активных ("режимных") методов интенсификации теплообмена в аппаратах пищевых производств, обусловливающих изменение гидродинамической обстановки, режимных характеристик течения (скорости, плотности, вязкости и т.д.) и вызывающих дополнительную турбулизацию потока. Кроме того, активные методы способствуют снижению накипеобразования и не требуют дополнительного расхода энергии.
В качестве активных методов используются:
а) вынужденные пульсации скорости и давления;
б) пленочное течение жидкости;
в) вдувание воздуха в поток нагреваемого продукта;
г) рациональное сочетание совместного действия нескольких факторов,, интенсифицирующих процесс.
Контрольные вопросы
Выпариванием называется процесс сгущения практически нелетучих твердых веществ за счет испарения летучего растворителя. При этом частичное удаление растворителя из всего объема раствора осуществляется при температуре кипения последнего, когда давление паров растворителя равно давлению в надрастворном пространстве.
Особенностью процесса выпаривания является постоянство температур кипения при данном давлении и составе раствора. В ряде случаев выпаренный раствор подвергают последующей кристаллизации.
Тепло, необходимое для выпаривания, обычно подводится с насыщенным водяным паром, который называется греющим (первичным), через стенку, отделяющую теплоноситель от раствора. Вторичным называется пар, образующийся при выпаривании кипящего раствора.
В пищеперерабатывающей промышленности, как правило, выпаривают водные растворы - свекловичные и томатные соки, сиропы, барду, пектиновый клей, молоко и т.д.
Процессы выпаривания проводят в выпарных аппаратах под вакуумом, при повышенном и атмосферном давлениях в зависимости от свойств раствора и возможности использования тепла вторичного пара.
При выпаривании под вакуумом, последний создается в аппарате путем конденсации вторичного пара в конденсаторе и отсасывании из него неконденсирующихся газов с помощью вакуум-насоса. Такой подход позволяет увеличить движущую силу теплопередачи (разность температур между греющим паром и раствором) и, как следствие, уменьшить площадь поверхности нагрева выпарного аппарата и тем самым его материалоемкость. Кроме того, выпаривание под вакуумом позволяет проводить процесс при более низких температурах, что особенно важно для пищевых растворов. Однако применение вакуума вызывает удорожание выпарной установки, в связи с дополнительными затратами на устройства для его создания (конденсаторы, ловушки, вакуум-насосы), и увеличение эксплуатационных расходов.
При выпаривании под избыточным давлением вторичный пар может быть использован как теплоноситель в подогревателях, для отопления теплиц и других внутризаводских нужд. Однако такой метод выпаривания связан с повышением температуры кипения раствора. Поэтому его применение в пищевой промышленности ограничено свойствами растворов, которые должны быть термически стойкими.
При выпаривании под атмосферным давлением, образующийся вторичный пар не используется и обычно сбрасывается в атмосферу. Такой способ выпаривания наиболее прост, но наименее экономичен.
В процессе выпаривания увеличивается концентрация твердых веществ в растворе, что приводит к изменению его теплофизических свойств. На
(рис.6.1 а) показано их изменение в процессе выпаривания при увеличении
концентрации от начальной СВн до конечной СВк за время т при постоянном давлении пара над кипящим раствором
По мере сгущения раствора его концентрация ассимптотически приближается к теоретическому пределу СВтеОр=100%.
При достижении концентрации пересыщения СВп в кристаллизующихся растворах начинается выпадение избытка растворенного вещества в осадок и при дальнейшем выпаривании происходит рост массового содержания
кристаллов в растворе Кр. Концентрация пересыщения СВп служит границей
между областями ненасыщенных растворов I (для сгущения которых используются обычно выпарные аппараты) и пересыщенных
кристаллизующихся растворов II (здесь применяются вакуумные аппараты).
Концентрация пересыщения СВп может изменяться в пределах заштрихованной площади в зависимости от конкретных условий (температуры, требуемой степени пересыщения и т.д.). В области пересыщения кривая концентрации расслаивается. Верхняя ее часть относится ко всей увариваемой массе, включая кристаллы, а нижняя показывает концентрацию твердого вещества в маточном растворе.
Из (рис.6.1 б) следует, что температура кипения раствора tp увеличивается вследствие повышения значения физико-химической
депрессии Лф (разность между температурами кипения раствора и
растворителя). При этом значение tp больше температуры вторичного пара
tem, находящегося над раствором, на величину Лф.
Общая кривая вязкости V раздваивается: верхняя характеризует
эффективную вязкость всей суспензии, а нижняя - маточного раствора V*. В
Рис. 6.1. Изменение теплофизических свойств раствора при выпаривании: I -область ненасыщенного раствора;
II - область пересыщения и кристаллизации.
целом по мере роста концентрации, плотности и вязкости раствора уменьшаются его температуропроводность и теплоемкость. Это приводит к
увеличению величины критерия Прандтля Pr = v/a и, как следствие, ухудшению условий теплоотдачи от поверхности нагрева к кипящему раствору (уменьшается значение коэффициента теплоотдачи а2).
В заключение отметим, что при выпаривании некристаллизующихся
растворов (паточная барда) - область II на рис.6.1.б, отсутствует, и кривые концентрации и вязкости не раздваиваются.
В пищевых отраслях широко используют однократное выпаривание, осуществляемое периодически или непрерывно в однокорпусных выпарных аппаратах, и многократное, проводимое непрерывно в многокорпусных выпарных установках, составленных из нескольких однокорпусных аппаратов.
Однокорпусная выпарная установка (рис.6.2) предназначена для однократного непрерывного выпаривания и применяется в малотоннажных производствах. Образующийся при выпаривании вторичный пар в этих установках не используется, а конденсируется в конденсаторе. Основные аппараты установки - выпарной аппарат, подогреватель, барометрический конденсатор и насосы.
Выпарной аппарат (рис.6.3) состоит из греющей камеры 1, пространство которой ограничено стенками аппарата 2 межтрубными решетками 6 и 7. В пространство греющей камеры подается насыщенный водяной пар, а конденсат отводится из ее нижней части. Выпариваемый раствор, поднимаясь снизу вверх по кипятильным трубкам 5, нагревается и кипит с образованием вторичного пара. Часть жидкости опускается по центральной трубе 4 в нижнюю часть греющей камеры и направляется в кипятильные трубки. Таким
Рис.6.2. Однокорпусная выпарная установка непрерывного действия.
1, 8 - насос; 2 - расходомер; 3 - теплообменник; 4 - выпарной аппарат;
5 - барометрический конденсатор; 6 - ловушка; 7 - барометрическая труба.
Рис. 6.3. Схема устройства одиночного (однокорпусного) выпарного аппарата.
Рис.6.4.
ср
вакуум-
Многокорпусная прямоточная выпарная установка.
образом, происходит
непрерывная циркуляция по
замкнутому контуру вследствие
разности плотностей раствора в
центральной трубе и
парожидкостной эмульсии в
кипятильных трубках. Упаренный
раствор удаляется через
патрубок, расположенный в
днище 8 аппарата.
Свежий раствор подаётся
над верхней или нижней трубной
решеткой. Вторичный пар
заполняет надрастворный
объем, откуда отводится через
ловушки сепаратора 3,
задерживающие брызги и
капельки жидкости, через
верхний патрубок в конденсатор.
В однокорпусной выпарной
установке расход греющего пара
составляет более 1 кг на 1 кг
испаренной воды. Эконо-
мичность процесса может быть
повышена только за счет рационального использования вторичного пара, как
это происходит, например, в многокорпусных выпарных установках.
Многокорпусная выпарная установка (рис.6.4) состоит из нескольких
последовательно соединенных однокорпусных выпарных аппаратов. Ее
принцип действия заключается в многократном использовании тепла
греющего пара, поступающего в первый корпус, для обогрева последующих.
При этом в качестве греющего пара последующего корпуса используется
вторичный пар предыдущего.
Г а г Исходный
1 ■' * 2 раствор, предва-
рительно нагретый
до температуры
кипения, поступает
в I корпус, обогре-
ваемый первичным
паром. Вторичный
пар, образующийся
в I корпусе, нап-
равляется в качес-
тве греющего во
второй. Здесь
давление более
низкое. Поэтому
раствор, упарен-
ный в I корпусе, перемещается во второй самотеком. Пониженное давление обуславливает и более низкую температуру кипения раствора во II корпусе. Поэтому раствор, пришедший из I корпуса, частично охлаждается до температуры кипения во втором. При этом выделяется тепло, приводящее к образованию дополнительного количества вторичного пара. Это явление называется самоиспарением раствора и происходит во всех корпусах, кроме первого. Аналогичная картина происходит в III корпусе.
Вторичный пар из последнего корпуса поступает в барометрический конденсатор, где за счет его конденсации, создается требуемое разрежение. Несконденсировавшиеся газы и воздух отсасываются вакуум-насосом.
Преимущества данной схемы:
Недостаток прямоточной схемы заключается в более низком среднем коэффициенте теплопередачи, по сравнению с противоточными установками Это объясняется тем, что от корпуса к корпусу увеличивается концентрация раствора и уменьшается его давление, что и снижает коэффициенты теплоотдачи.
В многокорпусную установку раствор может поступать противотоком. В этом случае схема движения пара осуществляется как при прямотоке, но исходный раствор поступает в последний корпус, а в концентрированном виде выходит из первого. Таким образом, выпариваемый раствор перемещается противотоком по отношению к вторичному пару. Его движение обеспечивается с помощью центробежных насосов, т.к. давление от последнего корпуса к первому постепенно возрастает. При противоточной схеме самоиспарение отсутствует. Обычно ее используют для выпаривания растворов до высоких конечных концентраций, когда в I корпусе возможно выпадение твердого вещества или вязкость раствора резко возрастает с увеличением его концентрации. Достоинством противоточных установок является более высокий средний по установке коэффициент теплопередачи, а ее серьезным недостатком - необходимость перекачивания выпариваемого раствора, что связано со значительными эксплуатационными расходами. В заключение отметим, что если расход греющего насыщенного водяного пара для однокорпусной установки составляет более 1 кг на 1 кг выпаренной воды, то для двухкорпусных установок он меньше в два, а для трехкорпусных в три раза.
Интенсивность выпаривания в первую очередь зависит от температурного перепада (температурного напора), который представляет собой разность между температурами греющего (первичного) пара и кипящего раствора.
Введем понятия полная и полезная разности температур. Полной разностью температур Atnom будем называть разность между
температурами первичного tn и вторичного t'e отводящего его из сепаратора:
пара в конце паропровода,
А 1-полн tn t вт.
Процесс теплопередачи при выпаривании происходит за счет полезной разности температур, которая меньше полной на величину температурных
потерь А:
At =Atnm„ -А.
В свою очередь температурные потери составляющих:
А = Ас + Аг + Аф,
где Ас = tem — t(m - гидравлическая гидравлическими сопротивлениями, которые должен преодолеть вторичный пар при своем движении через сепаратор и паропровод. Вызванное этим уменьшение давления вторичного пара приводит к некоторому снижению его температуры. Обычно гидравлическая депрессия вызывает необходимость повышения температуры кипения раствора на 0,5 - 1,5 0С;
Аг - гидростатическая депрессия, представляет собой разность между температурами раствора посередине высоты греющих труб и на поверхности. Обычно она равна 1-3°С;
Аф - физико-химическая депрессия, равная разности между температурами кипения раствора и чистого растворителя при одинаковом давлении.
Ввиду температурных потерь температура кипения раствора должна быть больше температуры вторичного пара, находящегося над ним:
tP = + (Аг + Аф).
Тогда полезную разность температур можно выразить следующим образом:
At (tn - t вт) - А tn - tp.
На рис.6.5 показана картина распределения
полезной разности температур по мере того, как тепловой поток последовательно
преодолевает термические сопротивления, встречающиеся на его пути,
At = At] +А tcm + Atн + At2,
где Atj - перепад температур на участке конденсации первичного пара на наружной поверхности кипятильных
труб; Atcm - перепад температур при прохождении тепловым потоком толщи стенок кипятильных
складываются из трех
депрессия, вызываемая
вт
труб; AtH - перепад температур в слое накипи, расположенной на внутренней
поверхности кипятильных труб; At2 - перепад температур на участке теплоотдачи от слоя накипи к кипящему раствору.
Как следует из рис.6.5, возрастание значений температурных потерь неизбежно приводит к повышению температуры кипения раствора и, как
следствие, к уменьшению полезной разности температур At, обеспечивающей процесс выпаривания.
Материальный баланс. На выпаривание поступает GH кг/сек исходного
раствора концентрацией хн и отводится GK кг/сек упаренного раствора
концентрацией хк Если в аппарате выпаривается W кг/сек воды, то материальный баланс можно записать в виде двух уравнений: по всему веществу:
GH = GK + W , (6-1)
по растворенному сухому веществу:
GH ■ XH = GK ■ XK . (6-2)
Из пяти переменных, входящих в эти уравнения, три должны быть
заданы. Обычно известны: расход исходного раствора GH, его концентрация
хн и требуемая концентрация упаренного раствора хк:
Тогда с помощью выражений (6-1) и (6-2) определим производительность аппарата: по упаренному раствору
G GH • XH
GK =
XK ,
по выпариваемой воде
W=Gh - Gk = Gh (1 - ^)
XK
Тепловой баланс. Введем следующие обозначения: Д - расход
греющего пара; I, 1вт - энтальпии греющего и вторичного пара; H Ik -
энтальпии исходного и упаренного раствора; 1пж =с/'0 - энтальпия парового
конденсата, где с' - удельная теплоемкость, а 0-температура конденсата, OC. Определим приход и расход тепла (рис.6.6).
Приход тепла
GH • *Н = GH
Расход тепла:
С упаренным раствором -
С
H
H
G,
iK - GK
t
С
K K K K
С вторичным паром - W'Iem;
С паровым конденсатом -Дс •&,
Потери тепла в окружающую среду - Qn.
Тогда тепловой баланс однокорпусной выпарной установки выразится следующим уравнением
K
G
1Н + Д1 =
rK - iK + W'Iem + Дс'@+ Qn. Здесь энтальпия исходного раствора
iH — СН 'tН (сн - удельная теплоемкость, а tH -
температура), а упаренного iK — cK ' tK ,(tK - температура кипения раствора).
Заменив в последнем выражении GH на сумму GK+W, получим:
Gk ' сн ' tн + W ' сн ' tH + Д1= Gk ' cK ' tK +
+ W-Iem+ Дсг0+ Qn. (6-3)
Из уравнения (2-28) находим расход греющего пара:
Н
G,
Q
CKtK CHtH + W 1 вт CHtH +
П
Д - G
K
I - c '0
I - c '0 I - c '0
Отсюда можно сделать вывод, что расход пара зависит от величины трех слагаемых правой части:
Если принять, что исходный раствор поступает в аппарат
предварительно нагретым до температуры кипения, т.е. tH = tK, а потери тепла в окружающую среду составляют как обычно 2-5%, то значениями первого и третьего слагаемых в первом приближении можно пренебречь. Тогда:
I — С t
Д — W em H H
Д -W I — c'& ■ (6-4)
Поверхность нагрева непрерывно действующего выпарного аппарата определяется из основного уравнения теплопередачи:
F = -^~
K •At'
где Q = Д (I — c' 0)
- тепловая нагрузка аппарата;
1
K =
1 /3 1 - коэффициент теплопередачи;
+ ^— +
а X а 2
At - полезная разность температур;
aj - коэффициент теплоотдачи от конденсирующего пара к стенке;
а2 - коэффициент теплоотдачи от стенки к кипящему раствору.
Следует помнить, что значение коэффициента теплопередачи снижается по мере повышения концентрации и вязкости раствора, а также с понижением температуры его кипения.
В пищевой промышленности широко применяют трубчатые выпарные аппараты с естественной и принудительной циркуляцией с площадью
поверхности нагрева от 10 до 180о м2 и различным расположением греющей камеры. В ряде случаев для интенсификации процесса выпаривания
используют различные конструкции пленочных выпарных аппаратов. Самостоятельно изучить конструкции следующего оборудования:
Контрольные вопросы
использование в пищевой промышленности.
ОБЩИЕ СВЕДЕНИЯ
Массообменными называются процессы, характеризуемые переходом одного или нескольких веществ из одной фазы в другую. Этот переход осуществляется конвективной и молекулярной диффузией, поэтому массообменные процессы называют также диффузионными. Массообменные процессы классифицируют по агрегатному состоянию и характеру взаимодействия фаз.
При абсорбции происходит селективное поглощение газов или паров жидкими поглотителями - абсорбентами, т. е. имеет место переход вещества из газовой или паровой фазы в жидкую.
При перегонке и ректификации жидкая смесь разделяется на составляющие компоненты. Происходит переход веществ из жидкой фазы в паровую и из паровой в жидкую.
При экстракции происходит извлечение одного или нескольких веществ из растворов или твердых веществ с помощью растворителей. При экстракции в системе жидкость - жидкость имеет место переход вещества из одной жидкой фазы в другую жидкую фазу.
При адсорбции происходит избирательное поглощение газов, паров или растворенных в жидкостях веществ твердым поглотителем - адсорбентом, способным поглощать один или несколько компонентов из их смеси. Процесс используется во многих производствах, где из смеси газов, паров или растворенных веществ необходимо извлечь тот или иной компонент. При адсорбции вещества переходят из газовой или жидкой фазы в твердую.
Сушка - это удаление влаги из твердых или жидких влажных материалов путем ее испарения. В этом процессе имеет место переход влаги из твердого влажного материала в паровую или газовую фазу.
При кристаллизации из жидкой фазы выделяется вещество в виде кристаллов. При этом происходит переход вещества из жидкой фазы в твердую, в результате возникновения и роста кристаллов в растворе.
Массообменные процессы обратимы, т.е. распределяемое между фазами вещество может переходить из одной фазы в другую в зависимости от условий равновесия фаз. Это равновесие, например концентрация растворенного вещества в двух взаимодействующих фазах, зависит от температуры и давления. Связь между параметрами в условиях равновесия может быть представлена уравнениями, таблицами или графиками.
Массопередача - процесс перехода вещества (или нескольких веществ) из одной фазы в другую в направлении достижения равновесия. Перенос в пределах одной фазы называют массоотдачей. В массобмене участвуют, как минимум, три вещества: распределяющее вещество (или
вещества), составляющее первую фазу G; распределяющее вещество (или
вещества), составляющее вторую фазу L; распределяемое вещество (или вещества), которое переходит из одной фазы в другую M (рис. 7.1).
_ Пусть распреде-
поаерхность раздела фаз ляемое вещество находится
Фаза G Фаза L пеРвоначально только в
фазе G и имеет концентрацию у. В фазе
L в начальный момент распределяемое вещество отсутствует, т.е. концентрация его в этой фазе
.X = 0 . Если фазы G и L привести в соприкосновение друг с другом, начинается переход распределяемого
вещества из фазы G в
фазу L , и с появлением
вещества M в фазе L начинается обратный
переход его из фазы L в
фазу G .
Со временем скорости перехода вещества станут одинаковыми, и наступит состояние равновесия. При этом устанавливается определенная зависимость между концентрациями распределяемого вещества в обеих
фазах: любой концентрации X этого вещества в фазе L соответствует
равновесная концентрация его уp в фазе G, т.е. Ур = f(х).
Разность между фактической и равновесной концентрациями, характеризующая степень не достижения равновесия, является движущей силой массообменных процессов:
а) движущая сила массообмена через концентрации распределяемого
компонента в фазе G: Ау = у — ур;
б) движущая сила массообмена через концентрации распределяемого компонента в фазе L: Ах = Xp — X.
В массообменных процессах (массопередаче) движущая сила может быть рассчитана по одному из двух вариантов - а) или б).
Рассмотрим прямоточный массообменный аппарат, в котором осуществляется взаимодействие потоков фазы G (кг/с), с изменяющимися в ней концентрациями распределяемого вещества от у H до у K (в масс. долях), и фазы L (в кг/с), с изменяющимися в ней концентрациями
распределяемого вещества от X н до Xк (в масс. долях) (рис. 7.2). для
непрерывного установившегося процесса материальный баланс запишется:
а) по всему веществу
gh + lh = gk + lk ; (7-1)
б) по распределяемому компоненту
GHyH + LHXH = GKyK + LKXK . (7-2)
Для нижней части аппарата и для некоторого произвольного сечения,
для которого расходы фаз составляют G и L (кг/с), а текущие концентрации равны y и X соответственно, материальный баланс по всему веществу и по распределяемому компоненту:
GH + LH = G + LK (7-3)
GHyH + Lx = Gy + LKXK (7-4)
Решая это уравнение относительно у, получим:
L GHyH — lk xk
y = Gx+ G <7-5)
Уравнение прямой (7-5), выражающей связь между рабочими (текущими) концентрациями, называется рабочей линией процесса.
При совместном построении линии равновесия yp и рабочей линии
Рис.7.2. Схема непрерывного прямоточного массообменного процесса
массообменного процесса в координатах у — X (рис.7.3) можно установить направление массопередачи.
Рис 7.3. Изображение рабочей и равновесной линий на y — X диаграмме.
Если рабочая линия расположена выше линии равновесия, например, при абсорбции (рис. 7.3), то для произвольно выбранной точки на рабочей
линии концентрации у > ур и X < Хр. При этом, стремясь к равновесным концентрациям, у снижается, а X повышается в процессе переноса
вещества, т.е. распределяемый компонент переходит из фазы G в фазу L. Если рабочая линия расположена ниже линии равновесия, например,
при ректификации, то для любой точки рабочей линии у < ур и X > Хр. При
этом распределяемый компонент будет переходить из фазы L в фазу G, стремясь к равновесным ур и Xр.
Скорость массопередачи связана с механизмом переноса распределяемого вещества в фазах, между которыми происходит массообмен. Перенос вещества внутри фазы может происходить только путем молекулярной диффузии, либо путем конвекции и молекулярной диффузии одновременно.
Закон молекулярной диффузии (первый закон Фика), основанный на том, что диффузия в газах и растворах жидкостей происходит в результате беспорядочного теплового движения молекул, атомов, ионов, коллоидных частиц, приводящего к переносу вещества из зоны высоких концентраций в
зону низких концентраций, гласит: “Масса вещества dM,
продиффундировавшего за время dT через элементарную поверхность
dS (нормальную к направлению диффузии), пропорциональна градиенту
концентрации dcjdn этого вещества “:
dM ^ dc
dS dT dn ’ ^76)
или в упрощенном виде:
M D A c D А с
= — D^~ т.е. qm = — D^r , (7-7)
St A n m An
где qm = - удельный поток вещества
M_
St
Коэффициент пропорциональности D в выражении закона Фика называется коэффициентом молекулярной диффузии.
Коэффициент диффузии D показывает, какая масса вещества диффундирует в единицу времени через единицу площади поверхности при градиенте концентрации, равном единице.
Значение коэффициента диффузии обычно берут из справочников или рассчитывают по формулам. Коэффициент диффузии газа в среду другого
газа имеют значения (0,1 —1,0)10—4 м2/с, а при диффузии газа в жидкости они
в 104 —105 раз меньше. Таким образом, молекулярная диффузия является весьма продолжительным процессом, особенно в жидкостях и твердых телах.
Собственно молекулярная диффузия наблюдается редко. Она обычно сопровождается конвективным переносом вещества в движущейся среде в направлении, совпадающем с направлением общего потока. Суммарный перенос вещества вследствие конвективного переноса и молекулярной диффузии, по аналогии с теплообменом, называют конвективным массообменом или конвективной диффузией. При конвективной диффузии перенос вещества осуществляется со скоростью во много раз превышающей скорость молекулярной диффузии.
Закон конвективной диффузии (закон Щукарёва А.Н.) позволяет определить количество вещества, переносимого в одной фазе к границе или от границы (при массоотдаче) раздела фаз. Скорость массоотдачи определяется:
для фазы G :
M = Py (y — y2р )S , (7-8)
для фазы L:
M = вх (Хг р — x) S (7-9)
Входящие в эти уравнения разности концентраций y — y2р и хгр — x
(см. рис. 7.1) представляют собой движущую силу процесса массоотдачи соответственно в фазах G и L , причем y и X - средние концентрации в
основной массе (ядре потока) каждой из фаз; yz р и x г р - концентрации у
границы соответствующей фазы.
Коэффициенты пропорциональности в уравнениях (7-8) и (7-9) называются коэффициентами массоотдачи.
Коэффициенты массоотдачи вх (в фазе L) и Py (в фазе G)
показывают какая масса вещества переходит от поверхности раздела фаз в ядро фазы (или в обратном направлении) через единицу площади поверхности в единицу времени при движущей силе массоотдачи, равной единице.
Термодиффузия. Во многих процессах массообмена (сушка, варка, жарка и т.д.) возникает различие в направлении распространения температуры и концентрации диффундирующего вещества. Температурный градиент направлен от периферии продукта к его центру, а градиент концентрации - от центра к периферии. В этом случае диффундирующее тяжелое вещество перемещается в направлении градиента температур, а легкое диффундирующее вещество - в направлении градиента концентрации. Подобное явление получило название термодиффузии. При термодиффузии процесс массообмена может быть несколько затруднен, что объясняется противоположным направлением движения, например, влаги и паров при варке, жарке, сушке.
Движение влаги в направлении градиента температур называется темовлагопроводностью. Перемещение влаги в направлении градиента концентрации является влагопроводностью, что по своему физическому смыслу равнозначно диффузии вещества.
При анализе процессов диффузии и массопередачи широко используются различные критерии и критериальные уравнения. Эти критерии носят в основном те же наименования, что и критерии теплопередачи, но к ним добавляется слово "диффузионный".
Диффузионный критерий Нуссельта, характеризующий соотношение интенсивности переноса вещества конвекцией и молекулярной диффузией у границы фазы:
Pl
Nuu = — .
Д D
Критерий Био является мерой сравнения скорости переноса вещества в пограничном слое у поверхности раздела фаз и скорости переноса внутри фазы. В процессах, где перенос вещества осуществляется из твердой фазы, вместо критерия Нуссельта используется диффузионный критерий Био:
Ri = И
B Д = к '
Ид
где кд - коэффициент массопроводности или коэффициент внутренней диффузии. Таким образом, критерий Био является мерой сравнения скорости внешней и внутренней диффузии извлекаемого из твердой фазы вещества.
Диффузионный критерий Фурье FОд характеризует изменение
скорости потока диффундирующей массы во времени и используется для характеристики нестационарных процессов:
Foд = Dt/l2 .
Диффузионный критерий Пекле:
Ред = vl/D
Преобразуем критерий Ред и представим его в виде произведения:
Ред = и l/D = (и l/v)(VD) = ReP Гд
Диффузионный критерий Прандтля д =vlD характеризует
подобие полей физических величин и определяется только физическими свойствами вещества.
В общем виде критериальное уравнение конвективной диффузии записывается:
Nuд = f(R е, Gr, Р Гд, Foд) (7-10)
Критерий Нуссельта, содержащий искомую величину - коэффициент
массоотдачи в, необходимый для расчета коэффициента массопередачи К,
в этом уравнении является определяемым в отличие от других критериев, которые являются определяющими, т.е. составленными целиком из параметров, входящих в условие однозначности.
Конкретные критериальные уравнения в явном виде (в виде степенной функции) приводятся при описании соответствующих массообменных процессов. По значениям критерия Нуссельта, найденных по критериальным уравнениям, определяют коэффициенты массоотдачи для каждой фазы:
в = Nu д D/1, а затем - коэффициент массопередачи K.
Массопередача, так же как и теплопередача, представляет собой сложный процесс, включающий в себя перенос массы (вещества) в пределах одной фазы, перенос через поверхность раздела и перенос в пределах другой фазы.
Массопередача по аналогии с теплопередачей характеризуется основным уравнением:
d-Mл jdSdj. = кАСл (или d^Mл = кАСлdsdT), (7-11)
где dMл - локальное количество вещества, перешедшего из одной фазы в
другую; dS - площадь локальной поверхности массопередачи, dT -
продолжительность процесса; k - локальный коэффициент скорости (проводимость) процесса, называемый коэффициентом массопередачи;
АСл - общее выражение локальной разности концентраций (движущей силы на данном участке массопередачи). Для непрерывных процессов уравнение (7-11) может быть записано :
dMл = кАСл dS, (7-12)
где dMл - количество вещества, переносимое на данном участке массопередачи за единицу времени. Если принять проводимость процесса - коэффициент массопередачи к - постоянным для всей поверхности массообмена S ; получим интегральный вид уравнения (7-12):
M = KACS, (7-13)
где M - общее количество вещества, перешедшего из одной фазы в другую
за единицу времени; K - коэффициент массопередачи для всей поверхности (S) контакта фаз. Уравнение (7-13) называется основным уравнением массопередачи. Согласно этому уравнению количество вещества, перенесенное из одной фазы в другую за единицу времени (M)
пропорционально разности его текущей и равновесной концентрации АС и площади фазового контакта F.
Коэффициент массопередачи K показывает, какое количество вещества переходит из одной фазы в другую за единицу времени через единицу площади поверхности фазового контакта при движущей силе, равной единице.
Сложность расчета процесса массопередачи связана с тем, что практически невозможно измерить концентрации фаз непосредственно у границы их раздела. Учитывая это, основное уравнение массопередачи, выражают в виде двух равноценных уравнений:
M = KyS(y — ур ) (7-14)
M = KxS (Xp — X),
где Ку, Кх - коэффициенты массопередачи, выраженные через концентрации фаз G и L.
Поскольку концентрации фаз изменяются при их движении вдоль поверхности раздела, то изменяется и движущая сила массопередачи. Поэтому в уравнении массопередачи вводят величину средней движущей силы (Ау^ и
Aхcp):
{ M = Ку^уcp (7-15)
| M = KxSAXcp.
С помощью этих уравнений обычно находят поверхность контакта фаз (S) и по ней рассчитывают основные размеры аппарата. При этом величина M либо задается в исходных данных, либо определяется по материальному
балансу, а коэффициенты массопередачи K у и KX и средняя движущая сила (Ау^ и Axcp) рассчитываются по специальным методикам.
Допустим, что распределяемое вещество, как показано на рис. 7.1, переходит из фазы G в фазу L и движущая сила массопередачи выражается в концентрациях фазы G (Ау = у — ур). При установившемся процессе массопередачи количество вещества, переходящее из фазы в фазу определяется по уравнению: M = ^S (у — ур ).
Для случая, когда равновесная зависимость между концентрациями в фазах линейна, т.е. линия равновесия описывается уравнением:
ур = тх, (7-16)
где m - коэффициент распределения, (тангенс угла наклона линии равновесия). Принимая, что концентрация распределяемого вещества в
7. Массообменные процессы. Общие сведения
фазах непосредственно у границы (xгр,yгр) равновесны друг другу
(yг р = mxг р) выразим:
xг р = У г р/ m, x = ypjm,
где yp - концентрация фазы G , равновесная с концентрацией фазы L. Подставляя эти значения в уравнения массоотдачи получим:
11m
——= + (7-17)
Ky Py Py 1 '
При выражении коэффициента массопередачи в концентрациях фазы L: 111
= — + (7-18)
Kx Px (Pym) ' '
Левые части уравнений (7-17) и (7-18) представляют собой общее сопротивление массопередачи, а их правые части - сумму сопротивлений массоотдачи в фазах.
При кривой линии равновесия (m^const) величины m и, следовательно, коэффициенты массопередачи K изменяются по высоте (длине) аппарата. В этом случае при расчете его обычно разбивают по высоте на участки, в пределах каждого из них принимают m величиной постоянной и используют среднее для всего аппарата значение K .
Контрольные вопросы
10.Охарактеризуйте понятия коэффициент диффузии, коэффициент массоотдачи, коэффициент массопередачи. Покажите их взаимосвязь.
Поглощение каким-либо телом газов, паров или растворенных веществ из окружающей среды называется сорбционным процессом.
Сущность процесса и область применения
Абсорбцией называется процесс поглощения газов или паров из газовых или парогазовых смесей жидкими поглотителями (абсорбентами). При физической абсорбции поглощаемый газ (абсорбтив) не
взаимодействует химически с абсорбентом. Если же абсорбтив образует с абсорбентом химическое соединение, то процесс называется хемосорбцией.
Физическая абсорбция в большинстве случаев обратима. На этом свойстве абсорбционных процессов основано выделение поглощенного газа из раствора - десорбция. Сочетание абсорбции с десорбцией позволяет многократно использовать поглотитель и выделять поглощенный компонент в чистом виде.
В промышленности процессы абсорбции применяются главным образом для извлечения ценных компонентов из газовых смесей или для очистки этих смесей от вредных примесей. Для проведения процессов абсорбции применяют абсорбенты, обладающие избирательной, селективной способностью.
Абсорбционные процессы обычно сопровождаются тепловыми процессами. При этом в большинстве из них наблюдается выделение теплоты.
Физическая сущность процесса заключается в растворении газов в жидкости. Зависимость между растворимостью газа и парциальным давлением выражается законом Генри, в соответствии с которым растворимость газа при данной температуре прямо пропорциональна парциальному давлению газа над жидкостью:
X = p -у , (8-1)
где X - количество растворенного газа, отнесенное к поглощающей жидкости,
о
моль/м3; у - коэффициент пропорциональности, зависящий от свойств абсорбента и температуры;р - парциальное давление абсорбтива, Па.
В соответствии с законом Дальтона в газовой смеси парциальное давление какого-либо компонента можно выразить уравнением:
р=у робщ , (8-2)
где у — доля рассматриваемого компонента (абсорбтива) в газовой смеси;
робщ - общее давление газовой смеси, Па.
Из выражений (8-1) и (8-2) следует:
(8-3)
Рис. 8.1. Линия равновесия процесса абсорбции
y =
ОБЩ
У-P
1
через
Обозначив отношение
У ' P ОБЩ
H, получим уравнение фазового равновесия:
y=H x, (8-4)
где H - константа фазового равновесия.
Уравнение (8-4) показывает, что зависимость между концентрацией данного компонента в газовой смеси и в равновесной с ней жидкости выражается прямой линией, проходящей через начало координат и имеющей угол наклона, тангенс которого равен m (рис.8.1). Численные значения m зависят от температуры и давления: уменьшаются с увеличением давления и снижением температуры.
Таким образом, растворимость газа в жидкости увеличивается с повышением давления и снижением температуры.
Материальный баланс и расход абсорбента
Примем расходы фаз по высоте аппарата постоянными и выразим содержание поглощаемого газа в относительных мольных концентрациях.
Обозначим: G - расход инертного газа, кмоль/сек; ун и Ук - начальная и конечная концентрации абсорбтива в газовой смеси, кмоль/кмоль инертного
газа; L - расход абсорбента, кмоль/сек; xн и xK - начальная и конечная концентрации поглощаемого газа в абсорбенте, кмоль/кмоль абсорбента.
Тогда уравнение материального баланса будет:
G(Ун - Ук ) = L(xK - xH ) = M . (8-5)
где M - количество компонента, перешедшее из одной фазы в другую, кмоль/сек.
Отсюда общий расход абсорбента (в моль/сек):
L = G (Ун - Ук Ж xK - xH ) . (8-6)
а его удельный расход (в кмоль/кмоль инертного газа):
(8-7)
l = L/G = (Ун - Ук V(хк - хн ) ■
Устройство абсорбционных аппаратов
Абсорбция протекает на поверхности раздела фаз. Поэтому абсорберы должны иметь развитую поверхность контакта фаз между жидкостью и газом. По способу образования этой поверхности абсорберы можно разделить на следующие четыре группы:
Наибольшее применение получили насадочные абсорберы (рис.8.1), представляющий собой цилиндрическую колонну, заполненную насадкой (кольца или другие твердые тела), которая укладывается на опорные решетки, имеющие отверстия для прохождения газа и стока жидкости. Абсорбирующая жидкость из разбрызгивателя поступает в слой насадки, покрывая её жидкой пленкой, стекая вниз. Газ, подлежащий разделению, поднимается вверх. Абсорбтив поглощается жидкостью.
В поверхностных абсорберах для увеличения поверхности контакта фаз устанавливаются несколько последовательно соединенных аппаратов, в которых газ и жидкость движутся противотоком друг к другу. Оросительный абсорбер (рис.8.2) состоит из горизонтальных труб, внутри которых протекает жидкость, уровень которой поддерживается с помощью порога. Охлаждение абсорбера происходит с поверхности орошаемой жидкости. используются такие аппараты для поглощения хорошо растворимых газов.
Самостоятельно изучить следующие конструкции абсорберов:
Рис. 8.1. Абсорбер
насадочного типа:
Рис. 8.2. Поверхностный абсорбер:
поверхностный; насадочный; пленочный; распыливающий; тарельчатый (барботажный).
5 - патрубок для выхода газа.
Под адсорбцией понимают процесс поглощения одного или нескольких компонентов из газовой смеси или раствора твердым веществом - адсорбентом. Поглощаемое вещество носит название адсорбата или адсорбтива.
Процессы адсорбции избирательны и обычно обратимы. Благодаря их обратимости становится - возможным выделение поглощенных веществ из адсорбента или проведения десорбции.
Механизм процесса адсорбции отличается от механизма процесса абсорбции, вследствие того, что извлечение веществ осуществляется твердым поглотителем.
Процессы адсорбции широко применяются в промышленности при очистке и осушке газов, очистке и осветлении растворов, разделении смесей газов или паров; в частности при извлечении летучих растворителей из их смеси с воздухом или другими газами.
Значение адсорбционных процессов сильно возросло за последнее время вследствие расширения потребности в веществах высокой чистоты.
Адсорбенты, применяемые в промышленных условиях, должны отвечать следующим основным требованиям:
В промышленности адсорбенты используются в виде гранул размером 2-7 мм либо в порошкообразном состоянии с размером частиц 50-200 мкм.
В качестве адсорбентов широко применяются активные угли, которые получают при сухой перегонке углесодержащих веществ, таких, как дерево, торф, кости и др. Активирование проводят в основном прокаливанием углей при температурах свыше 9000C, перед обугливанием вводят активирующие добавки (растворы хлористого цинка, кислот, щелочей и др.).
В спиртовом и ликеро-водочном производствах используются активированные угли растительного происхождения (березовый БАУ, буковый) для извлечения из сортировки (смесь спирта с водой) и спирта- ректификата альдегидов, кетонов, сложных эфиров, карбоновых кислот и высокомолекулярных веществ (сивушных масел). Уголь извлекает глюкозу и
фруктозу, содержащиеся в некоторых сортах водки. Активированный уголь применяется для осветления пива и фруктовых соков. Для обесцвечивания сахарных сиропов применяется активированный уголь, полученный на базе костяного угля. Типичным мелкозернистым углем для обесцвечивания сахарных сиропов, коньяков, вин, фруктовых соков, эфирных масел, желатина является уголь деколар. В ряде случаев одновременно с обесцвечиванием происходит удаление запаха, привкуса, коллоидных и других примесей. Удельная площадь поверхности активированных углей составляет 600-1750 м2/г.
Активированные угли применяются также для очистки промышленных газовых выбросов.
Силикагели представляют продукты обезвоживания геля кремниевой кислоты. Их получают обработкой раствора силиката натрия минеральными кислотами или растворами их солей. Удельная площадь поверхности силикагелей составляет 400^780 м2/г. Силикагели используются для осушки воздуха, осветления пива и фруктовых соков.
Цеолиты - водные алюмосиликаты природного или синтетического происхождения. Размер пор синтетических цеолитов соизмерим с размерами сорбируемых молекул, поэтому они могут адсорбировать молекулы, проникающие в поры. Такие цеолиты называют молекулярными ситами. Цеолиты некоторых марок используются для концентрирования соков. Цеолиты характеризуются высокой поглотительной способностью и применяются для осушки газов и жидкостей.
Глины и другие природные глинистые адсорбенты - бентонитовые глины и отбеливающие глины, гумбрин, асканит и др. - являются высокодисперсными системами со сложным химическим составом. Наиболее распространенным методом активации природных глин является обработка их минеральными кислотами. При этом удаляются оксиды кальция, магния, железа, алюминия и других металлов, происходит образование дополнительных пор. Удельная площадь поверхности глин составляет от 20 до 100 м2/г.
Глинистые материалы применяются в основном для очистки различных жидких сред от примесей, например, окрашенных веществ, в результате чего продукт обесцвечивается. Поэтому природные глинистые адсорбенты иногда называют "отбеливающая земля". Глинистые адсорбенты используются в пищевой промышленности для осветления вин, пива, фруктовых соков, рафинирования растительных масел, воды и для других целей.
Равновесие при адсорбции и материальный баланс
Количество вещества, адсорбированное единицей массы или объема данного поглотителя при достижении состояния равновесия зависит от температуры и концентрации поглощаемого вещества в парогазовой смеси или растворе. Соответственно зависимость между равновесными
концентрациями фаз при адсорбции имеет вид
%
X = f (Y, T) , (8-8)
или при постоянной температуре
X* = f, (Y), (8-9)
*
где: X - относительная концентрация адсорбтива в адсорбенте,
равновесная с концентрацией адсорбтива в газовой или жидкой фазе, кг адсорбтива/кг адсорбента; Y - относительная концентрация адсорбтива, кг/кг носителя газовой смеси или раствора.
Концентрация Y поглощаемого компонента может быть заменена его
*
парциальным давлением растворов парогазовой смеси, тогда: X = fz (p).
Представленные две зависимости представляют собой выраженные в самом общем виде уравнения линии равновесия при адсорбции, или изотермы адсорбции.
Несмотря на сложность и своеобразие процесса, основные закономерности для процесса адсорбции имеют сходство с закономерностями абсорбционного процесса. Так, для адсорбции будет справедливо, как и для абсорбции уравнение материального баланса:
G(Yh - YK) = L(XK - XH) , (8-10)
где: Xh - начальное содержание сорбтива, отнесенное к единице веса
сорбента; Xк - конечное содержание сорбтива, по окончании цикла работы аппарата.
Следует иметь в виду, что при проведении процесса адсорбции адсорбент находится чаще всего в неподвижном состоянии, а газ
профильтровывается через слой адсорбента. В этом уравнении под L следует понимать не часовой расход адсорбента, а количество его, которое загружено в аппарат.
В последнее время стали применять адсорберы непрерывного действия, в которых адсорбент движется навстречу газовой смеси. В этом случае уравнение вполне идентично уравнению материального баланса процесса абсорбции.
Количество адсорбированного вещества за время Т может быть по аналогии с процессом абсорбции найдено из уравнения
M = в ACFt , (8-11)
где в - коэффициент адсорбции; F - поверхность адсорбента, м2; АС - движущая сила выражаемая разностью концентраций.
Величину коэффициента адсорбции в рассчитывают, используя известное уравнение критериальной зависимости между диффузионными критериями Нуссельта и Прандтля:
Nu д = A Re w Pr," . (8-12)
Величину коэффициента A и показателей степеней m и n определяют экспериментально. Так при поглощении паров активированным углем при ориентировочных расчетах можно принять:
Nuд = 1,6Re0,54 . (8-13)
Из уравнения (8-11) можно определить необходимую поверхность адсорбента F и расход адсорбента. Далее рассчитываются размеры аппарата, для которого была подобрана требуемая поверхность массообмена.
Аппараты для проведения процесса адсорбции
В пищевой промышленности наибольшее распространение адсорберы с неподвижным слоем адсорбента. Например, для очистки сахарных сиропов применяется колонный адсорбер, состоящий из цилиндрического резервуара, наполненного активированным углем.
Конструкции адсорберов изучить самостоятельно.
Контрольные вопросы
Сушка представляет собой тепломассообменный процесс, предназначенный для обезвоживания различных материалов и продуктов.
Многие виды сырья пищевых производств содержат значительное количество влаги. Однако готовые продукты должны содержать минимальное количество влаги, что позволяет удешевить их транспортировку, увеличить (повысить) степень сохранности и придать им необходимые свойства.
Высушиванию подвергаются как твердые, так и жидкие материалы, содержащие воду. В свеклосахарном производстве сушке подвергаются сахар-песок, сахар-рафинад, а также отходы производства - жом. В спиртовом производстве высушиваются отходы производства: барда, пищевые и кормовые дрожжи. Большую роль играет сушка в пивоваренном производстве: сушат солод, отходы производства. В крахмалопаточном производстве высушивают крахмал. Сушка используется при получении сухого молока, сухарей, фруктов, овощей, макаронных изделий, пастилы.
По способу подвода тепла к высушиваемому материалу различают следующие виды сушки:
Высушиваемый материал при любом методе сушки находится в контакте с влажным газом. При конвективной сушке влажному газу (который является сушильным агентом) принадлежит основная роль в процессе. Поэтому изучение свойств влажного газа необходимо при рассмотрении и расчетах процесса сушки. Метод сушки и тип сушилки для конкретного материала выбирают на основании анализа материала как объекта сушки.
Если материал находится в контакте с влажным воздухом, то возможны два процесса:
а) сушка - (десорбция влаги из материала) при парциальном давлении пара над поверхностью материала Рм, превышающим его парциальное давление в воздухе или газе Pn, т.е. Рм > Pn;
б) увлажнение - (сорбция влаги материалом) при PM < Pn.
В процессе сушки величина Pm уменьшается и приближается к пределу
PM = Pn . При этом наступает состояние динамического равновесия, которому
соответствует предельная влажность материала, называемая равновесной влажностью. Равновесная влажность зависит от парциального давления
водяного пара над материалом PM или пропорциональной ему величины
относительной влажности воздуха ф, и определяется опытным путем.
Поэтому с помощью такого сушильного агента, как воздух (с определенной относительной влажностью), из материала невозможно удалить всю влагу
Различают свободную и связанную влагу в материале. Под свободной влагой понимают влагу, скорость испарения которой из материала равна
скорости испарения воды со свободной поверхности (PM = PH), где Pн - давление насыщенного водяного пара. Скорость испарения связанной влаги из материала всегда меньше скорости испарения воды со свободной
поверхности. При этом PM < PH .
Для характеристики содержания влаги в материале используются понятия: w - влажность материала, как содержание влаги выраженное в процентах от массы влажного материала:
m
w = -100% (9-1)
m
где -вл - масса воды, кг; m - общая масса материала, кг.
В ряде случаев более удобно относить влагу к абсолютно сухому веществу. В этом случае влагосодержание <f, представляет собой содержание влаги в килограммах на 1 кг материала:
m
* = Г-1^ ' 100% (9-2)
(m - -л ) . (92)
Механизм процесса сушки в значительной степени определяется формой связи влаги с материалом. Чем прочнее связь, тем труднее протекает процесс сушки. При сушке связь влаги с материалом нарушается. П.А. Ребиндером предложена следующая классификация форм связи влаги с материалом:
Наиболее прочным видом связи влаги является химическая. Может быть удалена только при нагревании материала до высокой температуры (прокаливании) или химическом воздействии.
В процессе сушки удаляется, как правило, только влага, связанная с материалом физико-химически и механически. Влага, связанная с материалом физико-химически, может быть удалена при помощи сушки. Формы физико-химической связи разнообразны:
Наиболее легко может быть удалена механически связанная влага. Она содержится в капиллярах тела и на его поверхности. Капилляры пористых тел различаются по диаметру. Капилляры, средний радиус которых меньше 10-5 см называются микрокапиллярами.
При конвективной сушке влажных материалов влага перемещается в материале по направлению от центра кусков материала к периферии, где материал омывается сушильным агентом (воздухом). Такое перемещение влаги (миграция) - это в основном диффузионный процесс, движущей силой которого является разность между концентрациями влаги в различных точках материала. Однако этот процесс усложняется тепловым воздействием на материал.
Количество влаги mw, прошедшей через поверхность F за время Т при градиенте концентрации dc / dx :
mw =-KW • F • (dc / dx) •т, (9-3)
где Kw - коэффициент, зависящий от характера связи влаги с материалом и от характера материала.
В материале влага может перемещаться в виде жидкости и в виде пара. При большой влажности материала преобладает миграция влаги в виде жидкости.
Перемещение влаги внутри продукта происходит также под действием температурного градиента. При этом надо иметь в виду, что перемещение влаги под тепловым воздействием имеет направление теплового потока, при этом проявляется действие термовлагопроводности. Это означает, что если
нагрев продукта осуществляется с его поверхности, то влага в силу температурного градиента перемещается от периферии к центру.
Количество влаги, которое перемещается под действием
температурного градиента dt / dx :
(9-4)
mt = -Kt • F • (dt / dx) • т ,
где Kt - коэффициент, аналогичный коэффициенту Kw .
Таким образом, суммарное количество перемещаемой влаги при наличии разности ее концентраций и температурного градиента будет равно:
(9-5)
m = mw - mt,
где m - общее количество диффундируемой влаги, кг.
Для того чтобы уменьшить эффект термовлагопроводности, продукт при сушке необходимо по возможности измельчать.
Сушка материала состоит из трех этапов:
Движущей силой диффузии влаги из поверхностной пленки в окружающую среду является разность парциальных давлений водяного пара
m = B( Рн - Рв ) Ft
(9-7)
где: B - коэффициент испарения; F - площадь поверхности испарения.
Количество влаги, прошедшее через пограничный слой в окружающую среду, должно быть равно количеству влаги, подведенной к этому слою из материала. Скорость сушки может лимитироваться этими обоими процессами и зависит от свойств материала и режима сушки.
Наблюдая за изменением массы материала в процессе сушки, строят кривую сушки (рис.9.1) в координатах: влажность материала в массовых процентах (w ) - время в минутах или часах (Т). В начале сушки в течение небольшого промежутка времени линия сушки имеет вид кривой прогрева материала. Затем начинается I период постоянной скорости сушки. В этот период линия сушки имеет вид прямой. Температура материала в этот период
принимает значение, равное температуре мокрого термометра t м (отрезок
B1C1 на температурной кривой). В первый период сушки происходит удаление
свободной влаги (влаги макрокапилляров и смачивания). Когда свободная влага полностью удалена, наступает второй период - период удаления связанной влаги. В точке С, соответствующей определенной влажности материала, характер линии сушки изменяется. Она становится кривой,
асимптотически приближающейся к значению Wp - равновесной влажности
при заданных условиях сушки. Во втором периоде скорость сушки непрерывно уменьшается. Форма линии сушки зависит от вида связи влаги с материалом, структуры материала, т. е. от условий перемещения (миграции) влаги внутри продукта. При достижении равновесной влажности прекращается удаление влаги из материала. Температура материала равна температуре
окружающего материал теплоносителя (точка Ех). Однако для достижения равновесной влажности требуется значительное время.
Рис. 9.1. Кривая сушки Рис. 9.2 . Кривая скорости сушки
На основании кривых сушки можно построить кривые скорости сушки (рис. 9.2). Для этого по оси абсцисс откладывают содержание влаги в материале, по оси ординат - скорость сушки, представляющую собой
изменение влаги во времени dw/dT. Скорость сушки для данной влажности материала выражается тангенсом угла наклона касательной, проведенной к точке кривой сушки.
Вид кривых скорости сушки во втором периоде может значительно отличаться. Второй период сушки, в зависимости от форм связи влаги с материалом, может сам складываться из нескольких периодов. Для материалов, имеющих сложную структуру, наблюдается вторая критическая
точка, соответ-ствующая границе влажности WKp2 , при которой изменяется
механизм перемещения влаги в материале. Кривая 1 (рис. 9.3) типична для капиллярно - пористых тел (например, сухарей), для которых верхний участок определяет скорость удаления капиллярной влаги, а нижний, начиная с
влажности равной WKp2 - адсорбционной. Линии 2 и 3 соответствуют
Рис. 9.3. Типичные кривые скорости сушки
скоростям сушки, большей или меньшей, чем те, которые подчиняются прямолинейному закону. Кривая 2 характерна для тканей и других тонколистовых материалов, или когда материал растрескивается во время сушки. Кривая 3 имеет место в случае, когда на поверхности материала образуется корка, препятству-ющая диффузии влаги к поверхности раздела фаз, или, например, для керамических материалов.
Уравнения скорости сушки
В первый период сушки удаляется свободная влага, испарение которой можно рассматривать как испарение воды со свободной поверхности. При уменьшении влажности материала вплоть до первой критической точки парциальное давление пара в поверхностной пленке не изменяется, Поэтому движущей силой процесса в первый период сушки будет
(Рн - Рв ) , и скорость сушки [в кг / (ч-м2)] может быть выражена уравнением:
U = dw/dT = 0.0745(Veр08(Рн - Ре)). (9-8)
Таким образом, в первый период скорость сушки, отнесенная к единице
поверхности, зависит от (Рн - Рв), плотности сушильного агента и его
скорости.
Следовательно, в первый период определяющими факторами являются параметры сушильного агента. Скорость диффузии влаги внутри материала не определяет интенсивности испарения.
Во второй период сушки кинетические закономерности более сложные, что видно из кривых скорости сушки. В этот период начинает удаляться связанная вода. При этом парциальное давление водяных паров на поверхности материала становится меньше давления чистой воды при той же температуре. В этот период давление водяного пара является функцией температуры материала и его влажности на поверхности. Последняя же зависит от скорости перемещения влаги в материале. Значит, скорость сушки
в этот период зависит не только от диффузии влаги в окружающий воздух, но также от влагопроводности материала. Таким образом, во второй-период скорость сушки определяется явлениями, связанными с перемещением влаги внутри материала. Допустим, что во второй период сушки движущей силой
процесса сушки является разность между влажностью материала w и
равновесной влажностью wp. Скорость сушки во втором периоде:
dw / dr = K • (w - wP ) , (9_9)
где К - коэффициент сушки, характеризующий интенсивность влагообмена.
Hi Нр
Рис.9.4. Расчет продолжительности второго периода сушки
Для второго периода сушки начальная влажность материала
w,
1 (рис. 9.4.) или, точнее,
соответствует критической влажности
приведенной критической влажности. Приведенная критическая влажность может быть определена, как показано на рис. 9.4. Принимают, что линия сушки во второй период является прямой. Для построения этой прямой проводят линию АВ так, чтобы она отсекала равновеликие площади (заштрихованы). Точка Кп может лежать вправо или влево от точки Kj в зависимости от типа кривой сушки. Точке К соответствует приведенная критическая влажность wKn . Проинтегрируем уравнение (9-9) в пределах от
wKn до w2
ln
= K •т
(9-10)
( w КП w Р )
(w2 - wp )
где w2 - конечная влажность материала.
Из последнего выражения получаем продолжительность второго периода сушки:
ф = 1/K • ln
(9-11)
(WKn - wp )
(w2 - wp )
Коэффициент сушки К должен быть найден экспериментально. Если принять, что во второй период кривая скорости сушки может быть заменена прямой (рис. 9.4), то коэффициент сушки может быть представлен:
к = — 1
R 1/в + 4/ж2 • R/am , <9-12>
где R — определяющий геометрический размер высушиваемого тела; для пластины R равен 1/2 ее толщины; р- коэффициент внешнего влагообмена,
м/ч; am - коэффициент потенциалопроводности массопереноса, м2/ч. Этот
коэффициент аналогичен коэффициенту температуропроводности, зависит в основном от формы связи влаги с материалом и температуры материала и определяет внутренний перенос влаги.
При введении коэффициента сушки считают, что влагокоэффициенты не изменяются в процессе сушки; точнее расчет вести по зонам. Из уравнения
(9-12) следует, что коэффициент К уменьшается с увеличением размеров высушиваемого тела, следовательно, согласно уравнению (9-11) продолжительность сушки при этом увеличится. Таким образом, во второй период сушки большую роль играют геометрические формы высушиваемых тел, влажность материала, влагопроводность его. Имеют также значение, хотя и меньшее, чем в первый период, скорость движения воздуха и его параметры.
9.5. Основы расчёта сушилок Нормальный теоретический сушильный процесс
Рис. 9.5 Схема сушильной установки
На рис. 9.5 изображена схема сушильной установки с нормальным сушильным процессом, состоящей из подогревателя (калорифера) 1 для воздуха и сушильной камеры 2. Воздух, поступающий в подогреватель, имеет
температуру iq , влагосодержание хо, удельную
относительную влажность р0 . Выходя из подогревателя, воздух будет иметь
параметры t1, г—, х1,р1.
В сушильной камере происходит процесс взаимодействия нагретого
воздуха с материалом. Рассмотрим теоретический процесс сушки. Для этого
процесса мы предполагаем, что в сушильной камере воздуху не сообщается
дополнительно тепла и он не теряет принесенного тепла. Такой процесс
называется теоретическим.
Воздух, поступивший в сушилку,
передает свое тепло влаге материала,
которая нагревается и испаряется.
Образовавшиеся пары со всем
теплом, полученным от воздуха,
смешиваются с воздухом. Поэтому
теплосодержание воздуха остается
постоянным, хотя температура его
снижается.
Уходящий воздух имеет
параметры t2, х2у г2 ,р2 . При этом
х2 > х—, р2 >р—, 12 > t—, но
энтальпию
t,
г,
Рис. 9.6 Изображение на I-x
диаграмме теоретического процесса сушки
г1 = г 2
Теоретический сушильный
процесс изобразим с помощью I -х- диаграммы влажного воздуха (рис.9.6).
Пусть точка A соответствует состоянию воздуха при его входе в
подогреватель. Процесс подогрева воздуха изобразится линией AB при
*1 = *0. Точка B соответствует состоянию воздуха при выходе его из
подогревателя. Влагосодержание этого воздуха *1 = *о. Теоретический
процесс сушки изобразится линией BC, которая параллельна линии постоянной энтальпии, т.е. i = const. Точка C характеризует воздух при выходе его из сушильной камеры.
По I-х - диаграмме можно определить количество воздуха и тепла, расходуемых на 1 кг влаги, испаренной в сушилке.
Расход сухого воздуха на 1 кг испаренной воды l:
I = 1(*2 -*1) = 1(*2 -*0). (9-13).
Влагосодержание *1 и *2 легко определяется по I-х - диаграмме. На нагрев в подогревателе 1 кг сухого воздуха, поступающего в сушилку, расходуется
i2 - i0 кДж. Расход тепла на 1 кг испаренной влаги (в кДж):
q = //'O', - io) = (i, - io ) /(*2 - *1). (9-14)
Материальный баланс сушильного процесса
Для составления уравнения материального баланса введем обозначения (рис.9.5):
mH - количество влажного материала, поступающего на сушку, кг/с; тк - количество высушенного материала, кг/с;
wh’wk - начальная и конечная влажность материала, считая на сухую массу, %;
W - количество влаги, удаляемой из материала при сушке, кг/с;
L - расход сухого воздуха, кг/с.
Тогда уравнения материального баланса запишутся так:
а) по всему материалу, подвергаемому сушке
mH = mK + W, (9-15)
б) по абсолютно сухому веществу в высушиваемом материале
100 - w 100 - w
(9-16)
m = m
н i r\ r\ к
100 100 Откуда:
100 - w 100 - w
m = , m = m H
100 - w K H100 - w ' <9’17)
H K
Количество удаляемой влаги:
W = m„ - mK,
или:
100 - w w - w
W = m - m = m H K
н
н 100 - w н 100 - w ' (9'18)
w - w W = m н K
100 - w '
к
При расчете конвективных сушилок кроме баланса по высушиваемому материалу составляется уравнение материального баланса по влаге, из которого определяют расход сухого воздуха на сушку:
W + L • х1 = L • x2 . (9-19)
Из этого уравнения определяют расход абсолютно сухого воздуха на сушку:
W
L = . (9-20)
x2 - х0
Удельный расход воздуха на испарение из материала 1 кг влаги равен
! L 1
1 =^ = ■ (9-21)
W х 2 - х 0 Учитывая, что Xi = Xo, можно записать
i .
х2 - х1
Тепловой баланс сушилок
Рассмотрим тепловой баланс наиболее распространенных конвективных сушилок (рис.9.7).
Для составления уравнения теплового баланса введем обозначения:
mH - количество влажного материала, поступающего в сушилку, кг/с mK - количество высушенного материала, кг/с;
W - количество, испаряемой влаги, кг/с;
См - удельная теплоемкость высушенного материала, Дж/кг К;
Св - удельная теплоемкость влаги, Дж/кг К;
tн - температура материала на входе в сушилку, °С;
tк - температура материала на выходе из сушилки, °С;
L - количество абсолютно сухого воздуха, кг/с .
mKCMtK +
к м к
m C t
п1тр^ тр1 трк
в "н
+ m C t
"1тр mpv трн
* * »‘.t *.
S S/ \\\
■ T^-, Ч"1 . г.тт .■■
I' йМи 7||>мА^Ь|ади. I tnb'.i" Чми'-Ь"
V in. I- i ♦ Ф
m C t +WC t
к M H '' 1
О
Рис. 9.7 Схема конвективной сушилки:
1 - корпус; 2 - материал; 3 - ленточный транспортер; 4 - дополнительный калорифер; 5 - основной калорифер; 6 - вентилятор.
При составлении уравнения теплового баланса следует учитывать, что в сушилке могут быть транспортные устройства, на которых находится высушиваемый материал (например, транспортер, вагонетки и т.п.) и на нагревание которых расходуется тепло.
m^ - масса транспортных устройств
C^ - удельная теплоемкость их материала, Дж/кг К
tтрн - температура транспортных устройств на входе в сушилку, °С
tтрк - температура транспортных устройств на выходе из сушилки.
Согласно приведенной схеме сушильной установки тепло (QK)
подводится в основном калорифере (подогревателе) 5, установленном перед сушильной камерой, и в дополнительном калорифере 4, находящемся внутри
сушильной камеры
m.
в тепловом
Тогда, рассматривая количество влажного материала
m.
Qn
балансе как сумму количеств высушенного материала ',1к и испаренной
влаги W, с учетом потерь тепла в окружающую среду Qnот имеем:
Приход тепла
а) с высушенным материалом
m С t
к м н
б) с влагой, испаряемой из материала
W Св t н
m С t
"тр^ тр тр н
к
Расход тепла
L • i
2
mK С м t к
к м к
m С t
"Тр^ тр1 трк
среду Qnom
При установившемся процессе сушки тепловой баланс выражается равенством:
L i0 + m С t + WC t + m С t + Q + Qd =
0 к м н в н тр тр трн ^к ^д
= L h + mСм^ + mрСтрtтрк + Qnoот . (9-22)
Из этого уравнения можно определить общий расход тепла на сушку
( Q + Qd ):
Qk + Qd = L(i2 - го) + mKСм (tк - tн ) + ^рСтр (tтрк - tтрн ) -
- WCв t н + Q
трн
^пот
(9-23)
Разделив обе части полученного равенства на W , получим выражение для удельного расхода тепла (на 1 кг испаренной влаги):
(9-24)
- пот
Як + Яд = l(i2 - i0) + Ям + Ятр - Свtн + Я.
виде:
Удельный расход тепла в основном калорифере можно представить в Я к =l (ii - i0).
Подставляя Як в выше записанное уравнение, находим
(9-25)
' пот .
l(i2 - i1) = Яд + Свtn - Ям - Ят р - Я
Обозначив правую часть уравнения А
(Я д + Свt н ) (Ям + Я тр + Я пот ) А ?
получим:
или
А
l(i2 - il) = А ,
(9-27)
= 11 +
l
Величина А выражает разность между приходом и расходом тепла непосредственно в камере сушилки без учета тепла, приносимого воздухом, нагретым в основном калорифере. Величину А называют внутренним балансом сушильной камеры.
Величина А может быть положительной или отрицательной. Нормальный действительный процесс сушки на i-x- диаграмме
Рис. 9.8. Графический расчет действительного процесса сушки
Рассмотрим построение
процесса сушки на I-х - диаграмме. Сделаем построение для случая, когда А > 0 (приход тепла больше чем расход). Сначала построим график теоретического процесса для заданных условий работы сушилки (линии ЛВС).
При А > 0 состояние воздуха в сушильной камере изменяется не в соответствии с линией ВС, а по какой-то линии, лежащей выше этой линии и имеющей начало в точке В , например, в соответствии с
линией ВС1. Если воздух выходит из сушилки при одной и той же относительной влажности, то теплосодержание его в точке С1
больше чем в точке С .
Согласно (9-27):
. . А
'2
1
l(i2 - i1) = А , но l
отсюда: А = (i2 - Ь)/(х2 - х1) .
х2 - х1
h i
По этому выражению можно определить положение линии BC\ при известном А.
При заданных условиях сушки строим линии теоретического процесса (рис.9.8). Через произвольную точку e на линии BC проводим линию eF и измеряем eF (в мм). По формуле определяем eE (в мм).
Ee = А • eF • n ,
где n =Mi 1Mx - соотношение масштабов теплосодержания и
влагосодержания. Откладываем eE и через точки B и E проводим линию действительного процесса BC1. Аналогично находим линию действительного процесса сушки при А < 0.
Удельный расход воздуха:
l=—1—.
(x2 - x1)
Удельный расход тепла в подогревателе:
q = (ii- i о) 1 (x 2- xi)-
Варианты сушильного процесса
Кроме нормального сушильного процесса могут быть построены иные процессы, отличающиеся способом подвода тепла к сушильному агенту. Применение того или иного варианта определяется свойствами материала и стремлением создать наиболее экономичный сушильный процесс.
А) Сушилка с подогревом воздуха в сушильной камере.
Рис. 9.9. Процесс в сушилке с подогревом внутри камеры.
Теплота может
сообщаться воздуху не только в подогревателе , но также частично в сушильной камере. Крайним случаем будет, когда вся теплота вводится в сушильную камеру (линия АС на рис. 9.9). Между двумя крайними положениями линий сушки (ВС и АС) могут быть расположены линии
процессов с последовательно увеличивающимся количеством теплоты,
вводимой в подогреватель. Процесс АВС соответствует случаю, когда в сушилку введено такое количество теплоты, которое
компенсирует потери в
окружающее пространство. Одним из промежуточных положений линий сушки будет линия В-|С, которая совпадает с изотермой, проходящей через точку С. В этом случае процесс будет протекать при постоянной температуре. Часть теплоты в этом случае будет введена в калорифер, а остальная часть в сушилку.
Данный вариант сушильного процесса имеет то преимущество, что может протекать при низкой температуре. Это важно при работе с материалами, которые при высоких температурах разлагаются.
Б) Сушилка с многократным промежуточным нагреванием воздуха.
Температура сушильного агента может быть снижена при сушке с
Рис. 9.10. Схема сушилки с многократным промежуточным подогревом воздуха (а) и изображение процесса на i-x диаграмме(б).
промежуточным подогревом воздуха (рис.9.10). Воздух, отработанный в первой камере, направляется в первый промежуточный подогреватель; подогретый воздух поступает во вторую сушильную камеру и т.д. Вертикальные отрезки АВ1, С1В2, С2В3 и С3В4 изображают подогрев в основном и в трех промежуточных подогревателях, когда воздух, выходящий из камер, имеет температуру t и Л=0. Удельный расход воздуха в этой
сушилке будет 1/(x2 - x0), а удельный расход теплоты
q = (i2 - i0)/(x2 - x0). Расход воздуха и теплоты мог бы быть таким же в
нормальном процессе сушки АВС (пунктирные линии рис. 9.9), но только при значительно более высокой температуре. Такую схему применяют для сушки пищевых материалов, не выдерживающих высоких температур (макаронные изделия, сушки и т.д.).
В) Сушилка с частичной рециркуляцией отработанного воздуха.
Исходный воздух (точка А рис.9.11), смешивается с частью отработанного воздуха (линии АС и ВС), затем смесь нагревается в
калорифере до температуры сушки tc и взаимодействует с высушиваемым
Рис. 9.11. Схема сушилки с возвратом отработавшего воздуха (а) и изображение процесса на i-x диаграмме (б).
материалом. Конечные параметры воздуха определяет точка В. По сравнению с сушкой при однократном проходе воздуха, для этого варианта
характерны пониженная температура воздуха при сушке tc вместо tK,
повышенное начальное влагосодержание xc вместо хн и большая линейная скорость газа в сушилке. Эти параметры зависят от кратности смешения n = l / L . Расходы теплоты будут одинаковы как и в сушилке без циркуляции. Однако этот процесс обеспечивает мягкий режим сушки (пастила, мармелад, макароны). В этом случае высокое парциальное давление водяных паров в циркулирующем воздухе уменьшает движущую силу процесса, что ведет к его замедлению. Этот вариант позволяет очень точно и гибко регулировать влажность и температуру воздуха в сушилке.
Г) Сушилка с частичной рециркуляцией отработанного воздуха и промежуточным нагревом.
Эта сушилка является сочетанием описанных выше вариантов. Для нее характерны: пониженная температура воздуха, повышенное начальное
влагосодержание и относительная влажность воздуха, большая линейная скорость газа в сушилке за счет увеличения количества циркулирующего воздуха в сушилке.
Сушилки, применяемые в пищевой промышленности, отличаются разнообразием конструкций и подразделяются по способу подвода теплоты (конвективные, контактные и т.д.); по виду используемого теплоносителя (воздух, газ, пар, топочные газы); по величине давления в сушилке (атмосферные и вакуумные); по способу организации процесса (периодического и непрерывного действия); по схеме взаимодействия потоков (прямоточные, противоточные, перекрестного и смешанного тока).
Самостоятельно изучить следующие конструкции сушилок: конвективные; туннельные; ленточные; шахтные; с псевдоожиженным слоем; вибросушилки; барабанные; вальцовые; распылительные; сублимационные; терморадиационные.
Контрольные вопросы.
Экстракция представляет собой извлечение одного или нескольких компонентов из растворов или твердых тел с помощью растворителя (экстрагента), обладающего избирательной способностью растворять только те компоненты, которые необходимо выделить.
При экстракции из твердого тела (экстрагирование, выщелачивание) имеются две фазы: жидкая и твердая. При экстракции из жидкости обе фазы жидкие. Процесс экстракции возможен только при условии тесного контакта фаз между собой.
Экстрагирование в пищевой промышленности имеет большое значение при производстве растительных масел; при получении ликеров, настоек, фруктовых эссенций и т.д. Экстракция из жидкости находит применение при производстве молочной кислоты и др. пищевых кислот из ферментированных растворов. В общественном питании также широко используется процесс экстракции. Варка и жарка продуктов, как правило, сопровождаются экстрагированием тех или иных веществ из продукта в воду или жир. Приготовление чая или кофе - типичный процесс экстрагирования из твердых веществ (водой) компонентов, обуславливающих вкус и запах этих напитков.
В общем виде экстракцию из жидких систем можно представить следующим образом. В жидкости А растворен компонент В. Это означает, что имеется двухкомпонентный раствор А+В. Если к этому раствору добавить растворитель (экстрагент) Д, который не растворяется и не смешивается с жидкостью А, но хорошо растворяет в себе компонент В, то компонент В будет переходить в растворитель. Концентрация компонента В в жидкости А при этом будет уменьшаться. В реальных условиях компонент В не полностью перейдет в экстрагент Д, какая-то его часть останется в жидкости А. Таким образом, компонент В будет находиться в жидкости А и в экстрагенте Д.
Распределение компонента В в жидкости А и в экстрагенте Д характеризуется соотношением:
= С Д
Ф = С , (10-1)
С А
где ф - опытный коэффициент распределения, зависящий от свойств жидкой системы, температуры и концентрации; Сд - концентрация компонента В в растворителе Д, кг/кг; Са - концентрация компонента В в жидкости А, кг/кг.
Эффективность экстракции увеличивается с повышением значения ф, которое должно быть больше единицы.
В зависимости от цели проведения процесса могут применяться следующие методы экстракции:
- однократное извлечение;
Наиболее простым методом экстракции является однократное извлечение (рис.10.1). Исходный раствор F и растворитель S перемешиваются в смесителе, выдерживаются определенное время, обусловленное технологическими показателями, после чего разделяются на экстракт E и рафинат R в отстойнике.
Рис. 10.1. Схема установки для проведения однократного извлечения.
При достаточной продолжительности процесса содержание извлекаемого компонента в конечных продуктах будет приближаться к значениям равновесной концентрации.
Материальный баланс этого метода экстракции в общем виде будет выглядеть следующим образом:
F + S = E + R. (10-2)
Материальный баланс процесса по ключевому компоненту:
(10-3)
Xf , Xs , Xe
Xr -
FXf + SXS = EXE + RXr
где: XF, ^S, XE соответствующих растворах.
После преобразований из последнего уравнения рассчитывают концентрации получаемого рафината, экстракта и степень извлечения целевого компонента, соответственно:
Xr = Xf/ (1 + bm));
Xe = mXF/(1 + bm); (10-4)
(p = e/1 + s,
где m = Xe */Xr * - коэффициент распределения - отношение
распределения равновесных содержаний целевого компонента в экстракте к
10. Процессы экстракции и ректификации
массовая доля ключевого компонента в
равновесному содержанию ключевого компонента в рафинате; b массовое соотношение фаз; S = bm - экстракционный фактор.
Величина экстракционного фактора имеет важное техникоэкономическое значение. Оптимальные значения данного фактора находятся в пределах от 1,2 до 2,0. Эти значения соответствуют низкому содержанию целевого компонента в рафинате и относительно низкой стоимости регенерации получаемого экстракта. Одним из недостатков данного метода является низкая степень извлечения целевого компонента из исходного раствора.
С целью получения рафината с высокой степенью очистки применяют метод многократного извлечения с использованием свежего растворителя. При данном методе образуется несколько экстрактов с различным содержанием целевого компонента, при этом используется экстрагент, который не требует регенерации и обладает малой стоимостью.
Наиболее часто в промышленности применяется метод многократного извлечения с использованием одного растворителя, который преследует цель - получение высококонцентрированного экстракта с максимальным извлечением целевых компонентов из исходного раствора. Данный метод осуществляется противоточно в системе смесителей - отстойников или в колонных аппаратах.
По принципу организации процесса экстракторы делятся на аппараты периодического и непрерывного действия.
По принципу действия экстракторы подразделяют на ступенчатые и дифференциально-контактные.
В свою очередь, ступенчатые экстракторы делят на смесительноотстойные и ящичные аппараты. Ступень таких аппаратов представляет собой совокупность смесителя и отстойника.
К группе дифференциально-контактных аппаратов относят колонные экстракторы. Наибольшее распространение из них получили распылительные, тарелочные и насадочные аппараты (аппараты без подвода внешней энергии), а также роторно-дисковые, пульсационные, центробежные аппараты (аппараты с подводом внешней энергии).
Процесс экстрагирования в общем виде включает четыре основные стадии:
Движущей силой процесса является разность концентраций целевого компонента в жидкости, заполняющей поры твердого тела, и в основной массе экстрагента, находящегося в контакте с поверхностью твердых частиц.
В соответствии с механизмом экстрагирования процесс переноса целевого компонента из глубины твердого тела к поверхности раздела фаз осуществляется за счет молекулярной диффузии.
Основным законом молекулярной диффузии является закон Фика, устанавливающий связь между плотностью диффузионного потока J и
градиентом концентрации dcj dn на выделенной в пространстве поверхности dF:
j = - D(dc/ dn), (10-5)
где D - коэффициент молекулярной диффузии, м2/с.
Знак "-" в правой части уравнения показывает, что вектор плотности диффузионного потока и вектор градиента концентраций направлены в противоположные стороны. Коэффициент молекулярной диффузии зависит от структуры твердого тела, температуры и концентрации растворимых частиц вещества.
Перенос вещества от поверхности раздела фаз вглубь экстрагента характеризуется коэффициентом массоотдачи в. Плотность диффузионного потока J от поверхности раздела фаз к жидкости выражаются уравнением Ньютона - Рихмана:
J = в(Cn - C') , (10-6)
где Cn - концентрация извлекаемого вещества на поверхности твердого тела, %мас.; Cf - концентрация ключевого компонента в экстрагенте, %мас.
Важнейшими факторами, влияющими на величину коэффициента массоотдачи являются: режим течения жидкости, физические
(диффузионные) свойства жидкости, форма и размеры частиц твердого тела, а также конструктивные особенности экстрактора, в котором протекает процесс.
Кинетические коэффициенты молекулярной диффузии D и массоотдачи в характеризуют две различные стороны процесса. Коэффициент диффузии отражает только диффузионные свойства материала твердых частиц и имеет одинаковую величину независимо от того, где осуществляется процесс. На коэффициент массоотдачи значительное влияние оказывает конструкция аппарата. Этот фактор используется для оценки конструктивного совершенства аппарата или отдельных его элементов. С этой целью первоначально определяют в лабораторных условиях коэффициент диффузии, а по известному коэффициенту диффузии определяют величину коэффициента массоотдачи.
Процесс массопередачи, т.е. процесс переноса вещества из одной фазы в другую через разделяющую их поверхность, описывается уравнением нестационарной диффузии:
dc/dn = D(dс/dx2 + д2 с/dy2 + d2'с/dz2 ). (10-7)
q + S
- JLl2nFo
(10-8)
V q J
где CH - начальная концентрация извлекаемого вещества в твердой частице,
% мас.; C - средняя концентрация целевого компонента в твердой частице в определенный момент времени, % мас.; C - средняя концентрация целевого компонента в экстрагенте в определенный момент времени, % мас.; jun - табулированная величина, которая является функцией критерия Био;
Bi = вR/D - критерий Био;
Fo = DtjR - диффузионный критерий Фурье;
R - определяющий геометрический размер, м;
q - соотношение расходов твердой и жидкой фаз;
S - коэффициент, зависящий от взаимного направления движения фаз
(S = -I- для противотока; S = -1 - для прямотока);
Bn = f (Bi) - табулированная функция, учитывающая форму твердых частиц.
На эффективность процесса экстрагирования оказывает значительное влияние соотношение расхода твердой и жидкой фаз q, а также взаимное
направление движения взаимодействующих фаз. Эти же величины определяют движущую силу и характер ее изменения.
Наиболее эффективно процесс осуществляется при противоточном движении фаз. Главным достоинством противоточного движения является возможность достижения максимальной стенки извлечения целевого компонента из твердой фазы, с одновременным получением высококонцентрированного экстракта.
В случае прямотока концентрация ключевого компонента в твердых частицах никогда не станет меньше конечной концентрации экстрагента независимо от продолжительности процесса. В это же время следует отметить, что при противоточном движении фаз коэффициент массоотдачи чаще всего имеет меньшие величины, чем при прямотоке. Это объясняется ухудшением условий смывания частиц жидкостью, что следовательно приводит к уменьшению действительной поверхности частиц, участвующих в процессе.
В промышленных аппаратах, как правило, осуществляется комбинированный способ взаимодействия фаз, т.е. на отдельных участках аппарата или в отдельных стадиях процесса наблюдается прямоток (при высоких значениях коэффициента массоотдачи), а весь процесс в целом приближается к противотоку.
Кроме вышеперечисленных способов взаимодействия фаз существуют также процессы идеального смешения по жидкой фазе и процессы в большом
10. Процессы экстракции и ректификации
Для математического описания процесса экстрагирования последнее выражение интегрируют. После преобразований интеграл уравнения нестационарной диффузии принимает следующий вид:
Z = (C - C’)/(CH - C) =XB„ exp 2 ~ ' ^
n= 1
объеме жидкости. Однако эти методы в промышленных аппаратах практически не применяются.
Второй фактор - соотношение расхода твёрдой и жидкой фаз - оказывает не меньшее влияние на скорость экстрагирования. С увеличением массы экстрагента, участвующего в процессе, возрастает движущая сила и увеличивается степень извлечения целевого компонента. Но в то же время снижается содержание извлекаемых веществ в конечном экстракте, увеличиваются габаритные размеры аппаратов при одинаковой производительности. В связи с этим вопрос о выборе соотношения расхода масс должен решаться как оптимальная задача.
В процессе экстрагирования сырье, перерабатываемое в пищевой промышленности, существенно меняет механические, теплофизические и другие свойства. Поэтому, в настоящей время получил широкое распространение интервальный метод расчета, который заключается в том, что по продолжительности весь процесс разбивается на 10-20 и большее число интервалов. При этом делается предположение, что на каждом из этих интервалов значения кинетических коэффициентов D и в, величина соотношения расхода масс q и свойства взаимодействующих фаз остаются постоянными.
Целью расчета процесса экстрагирования являются определение необходимой продолжительности процесса для получения заданной степени
извлечения целевого компонента Z = C^/C^ из твердого тела - прямой (проектный) расчет или определение конечных концентраций в фазах при заданной продолжительности процесса - обратный (проверочный) расчет. Методика прямого расчета выглядит следующим образом:
рассчитывают критериальные уравнения Fo и Bi для каждого интервала.
концентрации на интервале, концентрацию целевого компонента в твердой и жидкой фазах.
Скорость протекания процесса экстрагирования, как и любого массообменного процесса, прямо пропорциональна движущей силе процесса и обратно пропорциональна диффузионному сопротивлению.
Увеличить движущую силу процесса можно двумя способами:
применением противоточного метода движения взаимодействующих фаз, а также повышением соотношения расхода масс экстрагента и твердых частиц.
Диффузионное сопротивление при экстрагировании складывается из сопротивлений основных стадий процесса: переноса целевого компонента непосредственно в самой частицей от поверхности частицы в окружающую ее жидкость. Для уменьшения диффузионного сопротивления необходимо
увеличить величины кинетических коэффициентов диффузии и массоотдачи и, кроме этого, уменьшить размер частиц твердой фазы. Увеличение
величины коэффициента диффузии возможно только повышением температуры процесса. Увеличить значение коэффициента массоотдачи можно несколькими способами. В настоящее время наибольшее распространение получили методы, создания режима кипящего слоя, электроимпульсные воздействия, ультразвуковые колебания, вибрация и т.п. Кроме этого на эффективность процесса влияет также способ подготовки сырья. Кроме измельчения сырья к этим способам можно отнести термохимическое воздействие, увлажнение высушенного сырья, СВЧ - воздействие и ряд других методов, которые улучшают не только диффузионные, но и механические свойства твердых частиц.
Следует отметить, на все вышеперечисленные факторы следует
накладывать строгие ограничения, т.к. ускоряя процесс на одной стадии, эти факторы могут вызвать значительное снижение скорости на другой стадии. Например, уменьшение размера частиц увеличивает поверхность контакта фаз, однако более плотный слой частиц ухудшает контакт с экстрагентом и замедляет процесс массообмена. Поэтому определение оптимальных режимов ведения процесса необходимо с учетом особенностей строения исходного сырья, изменения его в течение процесса, особенностей аппарата, в котором протекает процесс, условий проведения экстрагирования, и т.д., с тем чтобы свести экономические затраты на получение готового продукта и затраты на вспомогательные операции к минимуму.
Эффективность процесса экстрагирования из твердого продукта обеспечивают следующие условия:
В пищевой промышленности получили широкое распространение непрерывно-действующие аппараты, в основном противоточного и комбинированного действия, которые бывают вертикального, горизонтального или наклонного исполнения. В данных аппаратах применяются шнековые, ленточные, ковшовые и ряд других рабочих органов. Самостоятельно изучить следующие конструкции аппаратов для экстрагирования:
Контрольные вопросы
Одним из наиболее распространенных методов разделения жидких однородных смесей, состоящих из двух или большего числа компонентов, является перегонка, которая представляет собой процесс, включающий частичное испарение разделяемой смеси и последующую конденсацию образующихся паров, осуществляемые однократно или многократно. В результате конденсации получают жидкость, состав которой отличается от состава исходной смеси. Разделение перегонкой основано на различной летучести компонентов смеси при одной и той же температуре. При кипении смеси, состоящей из различных по летучести компонентов, более летучий компонент переходит в паровую фазу в относительно большем количестве, чем менее летучий. Следовательно, в процессе перегонки жидкая фаза обедняется, а паровая фаза обогащается низкокипящим компонентом - НК. Неиспарившаяся жидкость имеет состав более богатый труднолетучим или высококипящим компонентом (ВК). Эта жидкость называется кубовым остатком, а жидкость, полученная в результате конденсации паров - дистиллятом или ректификатом.
Существует два вида перегонки: простая перегонка и ректификация. Простая перегонка представляет собой процесс однократного частичного испарения жидкой смеси и конденсации образующихся паров. Простая перегонка применима для предварительного, грубого разделения жидких смесей.
Значительно более полное разделение жидких смесей на компоненты достигается путем ректификации. Ректификация представляет собой процесс многократного частичного испарения жидкости и конденсации паров. Процесс осуществляется путем контакта потоков пара и жидкости, имеющих различную температуру, и проводится обычно в колонных аппаратах. При каждом контакте из жидкости испаряется преимущественно НК, которым обогащаются пары, а из паров конденсируется преимущественно ВК, переходящий в жидкость. Такой двухсторонний обмен компонентами, повторяемый многократно, позволяет получить в конечном счете пары, представляющие собой почти чистый НК. Эти пары после конденсации в отдельном аппарате дают дистиллят (ректификат) и флегму - жидкость, возвращаемую для орошения колонны и взаимодействия с поднимающимися парами. Пары получают путем частичного испарения снизу колонны остатка, являющегося почти чистым высококипящим компонентом - ВК.
Ректификация широко применяется в спиртовой промышленности и в производстве эфирных масел. Пример простой перегонки - получение дистиллированной воды.
В основу теории перегонки положены закономерности перегонки бинарных смесей. Основные законы, управляющие перегонкой бинарных смесей, установлены Д.П. Коноваловым и М.С. Вревским.
В основу классификации бинарных смесей положена функциональная зависимость общего давления паров бинарной системы от состава жидкой фазы. Если на горизонтальной оси (рис.10.2) отложить содержание НК, а на вертикальной - общее давление паров смеси, то в зависимости от характера смеси линии давления могут иметь тот или иной вид.
t=C0flSt
Содержание нишекипщего компонента ,
Рис.10.2. Классификация бинарных смесей.
(Р и Р2 - давление паров чистых компонентов)
Линия 1 соответствует случаю полной нерастворимости компонента. В этом случае общая упругость паров равна сумме давлений паров чистых компонентов до тех пор, пока в жидкой среде имеются оба компонента, например, смесь бензола и воды.
Линия 2 соответствует смеси компонентов, частично растворимых один в другом, например, смесь изобутилового спирта и воды.
Линия 3 соответствует смеси компонентов, полностью растворимых один в другом. Общая упругость пара этих смесей имеет максимум, отвечающий определенному составу жидкой фазы при данной температуре. К таким смесям относятся смеси этилового спирта и воды.
Линия 4 соответствует предельному случаю, когда компоненты полностью растворяются один в другом, не образуя максимума или минимума. Например, смесь метилового спирта и воды, аммиака и воды.
Линия 5 отвечает случаю полной растворимости компонентов с образованием особой точки, соответствующей минимуму давления, например, смесь воды и муравьиной кислоты.
Смеси, соответствующие линии 4, являются простейшими или идеальными, которые подчиняются закону Рауля: парциальное давление пара
компонента Pa равно давлению насыщенного пара этого компонента при
данной температуре pa, умноженному на его мольную долю в жидкости xa , т.е.:
Pa Paxa• (10-9)
Растворы, линии давления пара которых отклоняются от прямой, образуются из чистых компонентов с заметным тепловым эффектом. Если сила притяжения молекул неодинаковых компонентов меньше, чем одинаковых, то давление пара смеси будет отклоняться вверх от линии идеальных растворов (линия 3).
Если сила притяжения молекул неодинаковых компонентов больше силы притяжения молекул одинаковых компонентов, кривая пойдет ниже прямой идеальных растворов (линия 5).
Если сила притяжения молекул мала, то жидкая фаза расслаивается на два слоя. Каждый из них посылает молекулы в паровую фазу так, как будто бы он находится в растворе один. В этом случае общее давление паров равно сумме давлений чистых компонентов при данной температуре (линии 1 и 2).
Для двух взаимно растворимых жидкостей правило фаз Гиббса может быть записано так:
С = К - Ф + 2 = 2 - 2 + 2 = 2, (10-10)
где: С - число степеней свободы; К - число компонентов; Ф - число фаз.
Следовательно, из трех независимых параметров, полностью
определяющих состояние системы - температуры t, давления Р и
концентрации С - можно произвольно выбрать любые два; при этом определится значение третьего параметра, которое не может быть произвольным.
Вопрос о составе фаз, находящихся в равновесии, является важнейшим для изучения процессов перегонки. Основные закономерности этих процессов установлены Д.П. Коноваловым, который, исследуя растворы спиртов и органических кислот в воде, установил два основных закона.
Первый закон Д.П. Коновалова сформулирован следующим образом: «Пар, находящийся в равновесии с раствором, всегда содержит в избытке тот компонент, прибавление которого к жидкости повышает общее давление паров над ней или снижает температуру кипения». Иначе говоря, пар обогащается тем компонентом, прибавление которого к жидкости повышает общее давление паров над ней или снижает ее температуру кипения. Этот закон определяет качественный состав паровой фазы. Рассмотрим для примера систему С2Н5ОН- Н2О. Прибавление к жидкой фазе спирта вызывает в этой системе снижение температуры кипения. Следовательно, при кипении паровая фаза будет обогащаться парами спирта. В случае идеальных растворов это положение будет справедливо для любого состава жидкой фазы.
Для растворов, кривая давления которых имеет максимум или минимум, существует некоторый состав жидкой смеси, при котором выделяющиеся пары имеют тот же состав, что и жидкая фаза. Такая смесь называется
нераздельнокипящей или азеотропной. Положение этой смеси на графике Р
— x устанавливается вторым законом Д.П. Коновалова: «В экстремумах давлений пара (или точек кипения) смесей составы жидкой и паровой фаз совпадают». К группе нераздельнокипящих смесей относится смесь этилового спирта и воды.
Для изучения процесса перегонки той или другой бинарной смеси необходимо знать состав паровой фазы в зависимости от состава жидкой фазы. Для всех растворов, кроме идеальных, это соотношение составов определяют опытным путем. Экспериментальные определения дают основания для составления таблиц равновесных составов, которые приводятся в справочниках. Используя данные, можно построить график зависимости состава паровой фазы от состава жидкой фазы (рис.10.3).
Кривая равновесия, изображенная на рис.10.3, строится в координатах у —
x (% мол.) или в координатах в — a (% масс.). В соответствии с первым законом Д.П. Коновалова кривая для системы этиловый спирт - вода проходит выше диагонали. Следовательно, пар будет обогащен спиртом по сравнению с жидкой фазой. Однако кривая пересекает диагональ в одной точке в соответствии со вторым законом Д.П. Коновалова. Эта точка показывает состав нераздельнокипящей смеси и является азеотропной точкой. При нормальном давлении нераздельнокипящая смесь этиловый спирт - вода содержит 95,57% масс. спирта при температуре кипения 78,15 °С, при этом же давлении температура кипения этилового спирта равна 78,3°С, а воды - 100°С.
График, изображенный на рис.10.3, построен для изобарических условий. При изменении давления в системе изменяется и положение кривой равновесия. Законы, управляющие изменением равновесия при изменении давления в системе, установлены М.С. Вревским:
Рис.10.3. Кривая равновесия.
Эти законы указывают направление, в котором сдвигается равновесие при изменении давления в системе.
При образовании пара из жидкой бинарной смеси пары обогащаются низкокипящим компонентом. Рассмотрим обратный процесс - конденсацию паров, содержащих два компонента.
Как это видно из диаграммы равновесия (рис. 10.3), пар, содержащий b (%) низкокипящего компонента, находится в равновесии с жидкостью, содержащей a (%) низкокипящего компонента (НК). Поэтому при частичной конденсации этого пара оставшаяся паровая фаза обогащается низкокипящим компонентом. Такая частичная конденсация, сопровождающаяся изменением состава фаз, называется дефлегмацией. Следовательно, дефлегмацией называется конденсация паровой смеси, сопровождающаяся обогащением оставшейся паровой фазы низкокипящим компонентом. Образующаяся при этом жидкая фаза называется флегмой.
Перегонку проводят путем постепенного испарения жидкости, находящейся в перегонном кубе. Образующиеся пары отводятся и конденсируются. Если простая перегонка проводится периодически, то в ходе отгонки НК содержание его в кубовой жидкости уменьшается. Вместе с тем, изменяется во времени и состав дистиллята, который обедняется НК по мере протекания процесса. В связи с этим отбирают несколько фракций дистиллята, имеющих разный состав. Простая перегонка, проводимая с получением конечного продукта разного состава, называется фракционной или дробной перегонкой.
В периодически действующей установке для фракционной перегонки (рис.10.4) исходную смесь загружают в перегонный куб 1, снабженный зме-евиком для нагревания смеси до кипения. Пары отводятся в конденсатор-холодильник 2. Фракции дистиллята
Рис.10.4. Схема установки для фракционной перегонки:
1 - перегонный куб; 2 - конденсатор- холодильник; 3 - сборники фракций
поступают в отдельные сборники 3. По окончании операции оста-ток из куба сливают и загружают вновь разделя-емую смесь.
Для составления
материального баланса простой перегонки необходимо ввести следующие обозначения:
дистиллята.
L - количество перегоняемой смеси в кубе в данный момент времени, кг;
х - концентрация низкокипящего компонента в разделяемой смеси.
Тогда количество НК в жидкой фазе будет равно: L X.
Пусть за бесконечно малый промежуток времени dr испарится dL кг смеси и концентрация жидкости в кубе уменьшится на величину dx. При этом
образуется dL кг пара, равновесного с жидкостью и имеющего концентрацию
у*. Количество НК в паре будет равно dLy*. Тогда остаток жидкости в кубе
составит (L — dL), кг, а ее концентрация будет (X — dx).
Тогда уравнение материального баланса по НК запишется:
L x =(L - dL) (x - dx) + dLy*. (10-11)
Расчет простой перегонки имеет целью определить количество
исходной смеси, которое необходимо перегнать, чтобы получить в кубе
остаток заданного состава и дистиллят требуемого состава хср. Средний состав хср получаемого дистиллята рассчитывают из уравнения
материального баланса по НК:
F xF=WxW+(F-W)xcp, (10-12)
откуда
Fx - Wx хср= f - W
Простую перегонку проводят при атмосферном давлении и вакуумом для снижения температуры кипения смеси.
Простая перегонка с дефлегмацией. Для повышения степени разделения смеси перегонку осуществляют, дополнительно обогащая путем дефлегмации. Пары из перегонного куба 1 (рис.10.5) поступают в дефлегматор 2, где частично конденсируются. Из пара конденсируется преимущественно ВК и получаемая жидкость (флегма) сливается в куб. Пары, обогащенные НК, направля-ются в конденсатор- холодильник 3, где полностью конденсируются. Дистиллят собирается в сборники 4. Окончание операции контролируют по температуре кипения жидкости в кубе, которая должна соответство-вать заданному по составу остатку, который удаляется из куба.
Рис. 10.5. Схема установки для простой перегонки с дефлегмацией:
1 - перегонный куб; 2 - дефлегматор;
под
Простая перегонка не позволяет разделить однородные жидкие смеси на компоненты. Достаточно высокая степень разделения однородных жидких смесей может быть достигнута в результате многократного частичного испарения жидкости и конденсации паров, т.е. с помощью процесса ректификации. Сущность процесса ректификации наглядно видна из анализа диаграммы t -x,y (рис.10.б).
При нагревании исходной смеси состава xi до температуры кипения t1, образуется пар, находящийся в равновесии с жидкостью. При конденсации этого пара образуется жидкость (конденсат) состава y1* = x2 , которая обогащена НК. Нагрев эту жидкость до температуры t2 и сконденсировав образовавшиеся пары, получим конденсат состава y2* = x3, причем x3>x2, т.е. жидкость еще больше обогащается НК.
Таким образом, повторяя многократно процессы
Рис.10.6. Фазовая диаграмма t - х,у.
испарения и конденсации паров, можно получить
жидкость, состоящую из НК.
Аналогично можно провести процесс обогащения разделяемой жидкости высоко-
кипящим компонентом.
В простейшем виде
процесс многократного испарения можно осуществить в многоступенчатой установке, в первой ступени которой
испаряется исходная смесь. На вторую ступень поступает на испарение жидкость,
оставшаяся после отделения паров в первой ступени, в третьей ступени испаряется жидкость, поступившая из второй ступени. Аналогично может быть организован процесс многократной конденсации, при котором на каждую следующую ступень поступают для конденсации пары, оставшиеся после отделения от них жидкости (конденсата) в предыдущей ступени.
Каждая ступень многоступенчатой установки является, в данном случае, как бы аппаратом простой перегонки. Но такие установки отличаются громоздкостью и большими потерями тепла в окружающую среду.
Значительно более экономичное и полное разделение смесей на
компоненты достигается в процессах ректификации, проводимых в более компактных аппаратах - ректификационных колоннах.
Процесс ректификации осуществляется путем многократного контакта между неравновесными жидкой или паровой фазами, движущимися
относительно друг друга. При взаимодействии фаз между ними происходит
массо- и теплообмен. В результате каждого контакта компоненты перераспределяются между фазами: пар обогащается НК, а жидкость - ВК. Многократное контактирование приводит к практически полному разделению исходной смеси.
Процессы ректификации осуществляются периодически или непрерывно при различных давлениях: при атмосферном давлении, под вакуумом (для разделения смесей высококипящих веществ), а также под давлением выше атмосферного.
Любая ректификационная установка состоит из колонной части, в которой расположены тарелки или насадки, и кипятильника (куба), представляющего собой кожухотрубчатый или змеевиковый теплообменник, который может быть встроенным в нижнюю часть или вынесенным за пределы колонны. В пищевой промышленности применяют, главным образом, тарельчатые и насадочные колонны.
ректификационной установки
Рассмотрим более подробно устройство и принцип действия
ректификационной установки
непрерывного действия с обогревом острым паром (рис. 10.7). Исходная
смесь подается в центральную часть колонны, которая снизу обогревается греющим паром, подаваемым в куб 1. Подвод тепла способствует
интенсивному кипению жидкости, находящейся на тарелках, при этом
паровая фаза движется вверх, обогащаясь НК, а жидкая вниз,
непрерывного действия 1 - куб; 2 - тарелки;
насыщаясь ВК. Таким образом, по отношению к НК, верхняя часть колонны называется укрепляющей, а нижняя истощающей. Пар, вступающий в контакт с находящейся на тарелке жидкостью, конденсируется и отдает ей свое тепло, что способствует кипению жидкости и образованию вторичного пара, содержащего в себе большее количество НК. Пар, выходящей из колонны в количестве G и состоящий в основном из НК, поступает в дефлегматор 4, где подвергается частичной конденсации, т.е. дефлегмации. При дефлегмации из пара в жидкость переходит в основном ВК, поэтому концентрация НК в паре на выходе из дефлегматора больше чем на входе. Далее пар направляется в холодильник 5 для получения конденсата с последующим его охлаждением. Жидкость, выходящая из дефлегматора и называемая флегмой, подается в колонну для ее орошения. Отношение расхода флегмы к получаемому дистилляту называется флегмовым (или погонным) числом, т.е. R = f/D. Флегмовое число является важной характеристикой ректификации (см ниже).
Независимо от конструкции тарелок они предназначены для создания тесного контакта между паром и жидкостью и для обеспечения как можно большей поверхности массообмена. Пар, поступающий на тарелку снизу, барботирует через жидкость, находящуюся на ней, в виде пузырьков и струек. При это, как отмечалось выше, происходит конденсация пара, а выделяющееся теплота поддерживает на тарелке процесс кипения. Над зоной барботажа находится зона пены (пузырьки пара, окруженные пленкой жидкости), которая образуется из-за наличия в перегоняемом растворе поверхностно-активных веществ (в случае отсутствия в растворе пенообразующих веществ образуется зона неустойчивой пены). Над пеной находится зона брызг (капельки жидкости в объеме пара). Во всех трех зонах
происходит массообмен на поверхности соприкосновения жидкости и пара. При большой скорости пара пена и брызги могут увлекаться с ним на вышележащую тарелку. Это приводит к снижению концентрации НК на этой тарелке, в результате чего уменьшается эффективность перегонки. Поэтому скорость пара и расстояние между тарелками должны быть такими, чтобы не было пено- и брызго-уноса или, по крайней мере, они были бы сведены к минимуму.
Как уже отмечалось, работа ректификационной колонны зависит от значения флегмового числа. Так при большом значении R велики
энергозатраты на осуществление процесса, снижена производительность колонны по дистилляту, однако весьма высока его концентрация по НК. При малых значениях R малы и затраты энергии, возрастает производительность колонны по дистилляту, однако его концентрация по НК будет меньше. Флегмовое число определяет уравнение рабочей линии процесса для
укрепляющей части колонны, которое может быть получено из уравнения материального баланса по НК для произвольного сечения колонны. Оно имеет следующий вид
_ R xD
Рис. 10.8. К определению числа теоретических тарелок
У R + 1X R + 1 ’ (10'13>
где у - мольная концентрация НК в паровое фазе; х - мольная концентрация НК в жидкой фазе; xD - мольная концентрация НК в дистилляте. На рис 10.8 рабочая линия
укрепляющей части колонны изображена
отрезком ав. Из рисунка видно, что рабочая линия ав и равновесная кривая должны пересекаться левее линии хн, что соответствует некоторому минимальному флегмовому числу, определяемому по формуле:
н
xD - У
min
y - х . (10-14)
нн
Рабочая линия истощающей части колонны соответствует отрезку вс. Теоретическое число тарелок определяется путем последовательного проведения горизонтальных и вертикальных линий из точки а до точки с
между равновесной кривой и рабочей линией процесса. При этом
горизонтальные линии соответствуют процессу конденсации пара
поступающего на тарелку, а вертикальные процессу образования вторичного пара.
Материальный баланс ректификационной установки, как правило, записывается через мольные расходы компонентов. Общий материальный баланс имеет вид
(10-15)
(10-16)
M+f= G+W или M+RD = D+RD+W, т.е. М = W+D; материальный баланс по НК
Мхн = WxW+DxD.
Здесь М - расход исходной смеси; W - расход кубового остатка; D - расход дистиллята; хн - мольная концентрация НК в исходной смеси; xW - мольная концентрация НК в кубовом остатке; xD - мольная концентрация НК в дистилляте.
Для проведения процесса ректификации необходимо затрачивать тепловую энергию для поддержания процесса кипения смеси на тарелках и для компенсации тепловых потерь в окружающую среду. Составим уравнение теплового баланса, которое позволит определит количество теплоты, которое нужно дополнительно вводить в колонну. В колонны поступает тепло:
Тепло уходит из колонны:
Здесь e - удельная мольная теплоемкость исходной смеси; eD - удельная мольная теплоемкость дистиллята; eW - удельная мольная теплоемкость кубового остатка; e/- удельная мольная теплоемкость флегмы; i"- удельная мольная энтальпия пара, уносимого из колонны; t - температура исходной смеси; tf- температура флегмы; tW- температура кубового остатка. Следует отметить, что удельные мольные теплоемкости исходной смеси, дистиллята, кубового остатка и флегмы примерно равны между собой.
Приравнивая приход и расход тепла, получим
(10-17)
Me t+RD eftf+Qs = (R+i)Di"+WeW tW+Qe-
Принимая тепловые потери Q6 в размере 5% от Q3, получаем после преобразования уравнение теплового баланса в следующем виде
(10-18)
Q3 = i,05[Di"+RD(i"— f tf) + WeW tW- Met].
Тепло, уходящее с кубовым остатком, можно представить как разность между энтальпией кипящей смеси и энтальпией неохлажденного дистиллята, т. е.
Wcw tW = Metf — Dcd tf. (10-19)
Тогда уравнение теплового баланса примет вид
Qs =i,05[D(i"— cd tf)+RD(i"— cd t)+Ge(tf—t)]=
=i, 05[Dr(i +R)+Ge(tf—t)]. (10-20)
Таким образом, видно, что энергия, вносимая в колонну от источника тепла, сильно зависит от флегмового числа и расходуется на подогрев исходной смеси до кипения, а также на образование вторичного пара, обогащенного НК.
Другим важным технологическим показателем работы ректификационной установки является расход охлаждающей воды в дефлегматоре и холодильнике. Охлаждающая вода обычно проходит последовательно через холодильник, а затем дефлегматор. Количество тепла, которое она будет поглощать, очевидно, равно сумме теплоты конденсации пара, выходящего из колонны, и теплоты охлаждения дистиллята. Таким образом, расход охлаждающей воды определиться по формуле
Dr(R +1) + DeD(tf -tD)
G= ^ • (10-21)
где св - теплоемкость воды; t2, ti - конечная и начальная температуры охлаждающей воды.
Конструкции ректификационных аппаратов изучить самостоятельно.
Контрольные вопросы
Кристаллизацией называется процесс выделения твердой фазы из раствора или расплава. Выделение растворенного кристаллического продукта из раствора или раствора является завершающей стадией технологического цикла многих производств: сахаропесочного, глюкозного, лимоннокислотного и др.
В ряде случаев требуется создать условия, при которых кристаллизация не допускается (производство карамели). В других случаях кристаллизация сопутствует основному технологическому процессу (образование мелкокристаллической сахаро-яблочной корочки на поверхности мармелада). Иногда (например, при производстве сахара-рафинада) для получения наиболее чистого продукта чередуют процессы кристаллизации и растворения. Такая операция называется перекристаллизацией.
Кристаллизация, как и растворение, возможна только при определенных условиях, а именного при пересыщении раствора, т.е. когда содержание растворенного вещества превышает растворимость.
Раствор называют насыщенным, если при определенной температуре и давлении он устойчив, т.е. не растворяет кристаллы и не выделяет растворенного вещества. Относительное количество растворенного вещества, содержащегося в насыщенном растворе, называется растворимостью. На растворимость вещества, главным образом, влияют температура и наличие примесей.
Процесс кристаллизации является массообменным и протекает на поверхности твердой фазы.
Способы кристаллизации. Для выделения растворенного вещества в виде кристаллов надо довести раствор до состояния пересыщения. Это достигается одним из следующих способов:
В соответствии с этими способами различают изотермическую кристаллизацию (при постоянной температуре кипения), изогидрическую (при постоянстве количества растворителя) и изотермически-изогидрическую (когда убыль растворителя из кипящей массы возмещается внешней подпиткой раствора). Эта терминология условна, так как в действительности в кристаллизующейся массе имеют место температурные и условия изотермичности или изогидричности строго не выдерживаются.
Процесс кристаллизации может проводиться как в периодическом режиме, так и в непрерывном. Это, как правило, определяется масштабом производства.
Основные параметры процесса кристаллообразования. Для того чтобы могло произойти образование кристаллических зародышей, способных к росту, необходимо довести раствор до состояния пересыщения. Значение пересыщения должно быть достаточным для обеспечения условий самостоятельного зарождения центров кристаллизации. При малых пересыщениях возможно достаточно длительное существование такого раствора без образования кристаллов, поскольку молекулы будут находиться в состоянии переориентации перед образованием элементов твердой кристаллической решетки.
Для увеличения центров кристаллизации в объеме раствора в него вводят мелкие затравочные кристаллы, являющиеся инициирующим средством (импульсом) для возникновения новых центров кристаллизации. Зарождение центров кристаллизации происходит в системе не одновременно, скорость образования зародышей есть функция времени процесса.
Возникшие зародыши с размерами более критических начинают расти; более мелкие зародыши при тех же условиях растворяются. Если при неизменном пересыщении крупные кристаллы растут за счет растворения мелких, то такой процесс называется рекристаллизацией.
В неизотермических условиях работы промышленных аппаратов кристаллы, перемещаясь с потоком раствора, пересекают температурные поля; при этом они могут попадать в области ненасыщенного перегретого раствора и частично или полностью растворяются. Наряду с этим в областях повышенного пересыщения (переохлажденного раствора) возможно образование новых центров кристаллизации. В этих случаях суммарный эффект процесса определяется соотношением скоростей кристаллизации и растворения.
В промышленных условиях всегда получаются кристаллы различных размеров, с отличающимся «временем жизни», поэтому качество готового продукта характеризуется гранулометрическим (фракционным) составом кристаллов. Желательна наибольшая степень однородности кристаллов, и для каждого продукта она нормируется стандартом.
Образование кристаллов может характеризоваться изменением пересыщения, скоростью этого изменения и распределением кристаллов по размерам. Эти параметры суммируют действие всех факторов.
Рост кристаллов является массообменным процессом. Выразим концентрацию пересыщенного и насыщенного растворов соответственно через С и С0 в кг/м3 раствора. Тогда массовую скорость роста кристаллов можно выразить уравнением массопередачи
dm/dr = k1(C - C0)F = k1ACF, (11-1)
где dm - масса вещества (в кг), осевшего на гранях кристаллов с общей поповерхностью F, м2 за время dr, с; F - средний для всех граней коэффициент массопередачи, м/с через пограничный слой у грани кристаллов, в пределах которого происходит падение пересыщения от
концентрации пересыщенного раствора С до концентрации насыщенного С0; С — С0=АС - «движущая сила» кристаллизации как диффузионного процесса, кг/м3.
Очевидно, если линейный размер кристалла равен L м, то поверхность кристаллов составит F = AL2, а их объем V = BLs и масса т = pV; здесь А и В - постоянные. Поэтому dm=SpBL2dL. Подставим эти значения в уравнение (12-1) и объединим все постоянные величины величиной К, тогда линейная скорость кристаллизации выразится так:
— = ACAkL = АС • K • ki (112)
dr SBp 1, (11'2)
Последнее уравнение упрощенно предполагает, что все кристаллы геометрически подобны и растут в данном растворе с одинаковой скоростью при невысоких пересыщениях.
Основными условиями оптимизации процесса кристаллизации являются: а) устойчивое регулируемое кристаллообразование; б) регулируемый рост кристаллов; в) регулируемый отвод или подвод тепла в системе.
Рис. 11.1. Характер появления центров кристаллизации во времени
Устойчивое регулируемое кристаллообразование. Количество и размер зародышей кристаллов существенно зависят от температуры процесса пересыщения и скорости его создания. Каждому размеру жизнеспособного зародыша соответствует своя величина пересыщения; она тем больше, чем меньше зародыши. Во избежание появления новых зародышей при росте имеющихся кристаллов надо уменьшать пересыщение. Количество зародышей, возникающих в единице объема за единицу времени, обусловлено конкретными параметрами процесса, которые следует регулировать так, чтобы в необходимый момент прекратить появление новых зародышей. Этот момент определяется закономерностью нарастания общего числа центров кристаллизации N во времени (рис. 11.1).
Участок а кривой N = f(r) характеризует индукционный период начальной ориентации молекул; число возникших центров невелико. На участке b количество образовавшихся зародышей пропорционально времени. Участок с характеризует затухание процесса, когда число зародышей достигло известного предела (здесь появляются сдвоенные кристаллы - друзы), что нежелательно для технологического процесса.
Рабочим участком является отрезок кривой b, в пределах которого следует регулировать нужное число кристаллов для получения продукта заданного качества;
появление новых центров кристаллизации прекращают снижением
пересыщения в рабочей точке А.
Регулируемый рост кристаллов. Зарождение и рост кристаллов
являются двумя последовательными фазами процесса, трудно разделимыми во времени, так как возникшие зародыши тотчас начинают расти за счет потока вещества из раствора к поверхности кристаллов.
Возникновение зародышей является статистическим, случайным
процессом. Новые зародыши могут появляться при росте имеющихся
кристаллов; кристаллы разного размера отличаются и по «возрасту».
Скорость роста кристаллов практически зависит от тех же факторов, что и скорость их зарождения: температуры, пересыщения, гидродинамических условий и т.д. Выход кристаллической массы определяется факторами, содержащимися в уравнениях массопередачи (11-1) и (11-2). На них можно воздействовать:
Регулируемый отвод или подвод тепла в системе. Переохлаждение или выпаривание растворителя должно происходить по определенному закону во времени и с определенной скоростью, соответствующей скорости фазового превращения растворенного вещества. Отвод или подвод тепла не должны опережать скорость кристаллизации или отставать от нее. При слишком быстром переохлаждении или выпаривании можно затормозить образование и рост кристаллов; раствор приобретает высокую вязкость и переходит в стеклообразное состояние, минуя кристаллическую фазу. Малое переохлаждение или не достаточно интенсивное выпаривание снижает количество центров кристаллообразования и рост кристаллов.
Изложенное показывает, что отдельные условия оптимизации процесса кристаллизации достаточно противоречивы, поэтому приходится искать такие режимы, при которых противодействующие факторы влияют совместно на процесс в благоприятную сторону. Выбор соответствующих режимов кристаллизации производится на основе глубокого анализа процессов, протекающих в объеме кристаллизующейся массы, у граней кристаллов и у поверхностей нагрева и охлаждения кристаллизационной аппаратуры.
Массообменный процесс кристаллизации тесно связан с процессом передачи тепла кипящей кристаллизующейся массе. Эта взаимосвязь тепло- и массообмена проявляется и при изогидрической кристаллизации с охлаждением раствора. Вследствие изменения во времени физических свойств смеси раствора и кристаллов, обусловленного увеличением содержания твердой фазы и накоплением в маточном растворе некристаллизующихся примесей, условия теплоотдачи от поверхности нагрева к этой смеси также изменяются.
Во всех исследованных случаях наблюдалось экспоненциальное падение коэффициентов теплоотдачи по мере роста содержания твердой фазы. По данным В.Д. Попова, при кристаллизации в вакуум-аппаратах
2
Nu = NuMexp(- а0п), (11-3)
где NuM - безразмерный коэффициент теплоотдачи, вычисляемый для кипящего маточного раствора по одной из формул, рекомендованных для высококонцентрированных растворов; а0 - постоянная; п = КР/(100 - Кр) - фактор твердой фазы; Кр - массовое содержание кристаллов в растворе, %.
Учитывая, что Кр = f(r) приходим к обобщению, предложенному Н.А. Шевандиным:
Nu = Nu0 ехр(-т/©Т), (11-4)
где Nu0 - значение критерия Нуссельта в начале роста кристаллов; т - текущее время, с; © - постоянная времени процесса теплообмена,
определяемая экспериментально для различных технологических условий.
Следует отметить, что коэффициент теплоотдачи греющего пара при кристаллизации с выпариванием воды значительно больше, чем
коэффициент теплоотдачи кристаллизующегося раствора. Поэтому, можно считать, что коэффициент теплопередачи примерно равен коэффициенту теплоотдачи кристаллизующегося раствора, и также уменьшается по экспоненциальному закону в зависимости от времени протекания процесса.
Плотность теплового потока q, Вт/м2 через поверхность нагрева зависит от свойств кристаллизующегося раствора и температурного напора.
Материальный баланс
Он = Окр+ GM+ и, (11-5)
где Он, Окр, GM, U - соответственно количество начального раствора, кристаллов, маточного раствора и выпаренного растворителя, кг.
Материальный баланс по растворенному веществу
Онхн аОкр+ GMXM, (11-6)
где хн и хм - массовые концентрации исходного и маточного раствора, а=М/МЩ} - отношение молекулярных масс растворенного вещества и кристаллогидрата; при кристаллизации без присоединения молекул воды
М=Мкр и а = 1.
Количество удаляемого растворителя U при а = 1 определяют по уравнению, аналогичному уравнению для выпаривания:
GK
U =
(11-7)
G
I _ Хн.
н
хм У
Если нужно определить массу кристаллов при заданном количестве удаляемого растворителя, то, решая совместно уравнения (11-5) и (11-6), получим
G Gh (хм _ хн ) _ Uxm
GKP = . (11-8)
хм _ а
Тепловой баланс. Составим уравнение теплового баланса процесса кристаллизации. Тепло поступает с греющим паром Q = Drp, а также выделяется некоторое количество тепла при кристаллизации Q = GKpqKp. Расходуется тепло на нагревание исходного раствора QHaz = GHcH(tKp — tH), на выпаривание некоторого количества растворителя Q = Urem и на компенсацию тепловых потерь Qnom. Здесь D - расход греющего пара, кг; ггр - удельная теплота конденсации греющего пара, Дж/кг; qKP - удельная теплота кристаллизации, Дж/кг; сн - удельная теплоемкость начального раствора, Дж/(кг°С); tti и tKp - начальная температура исходного раствора и температура начала кристаллизации, °С; гвт - удельная теплота парообразования растворителя, Дж/кг. Таким образом, уравнение теплового баланса запишется в виде
Drгр Gнcн(tкр tн) GKpqKp + Urem + Qnom• (11-9)
Для пищевой промышленности характерно проведение кристаллизации в две стадии. На первой стадии, как это принято в сахарном производстве, в специальных вакуум-аппаратах варится утфель - смесь кристаллов и маточного раствора.
Вакуум-аппарат периодического действия (рис. 11.2) представляет собой выпарной аппарат, приспособленный для выпаривания предварительно сконцентрированного очищенного сока сахарной свеклы - сиропа. Подвесная паровая греющая камера аппарата выполнена из греющих труб диаметром 70^100 мм с центральной циркуляционной трубой диаметром 500 мм.
С целью снижения растворимости и скорейшего достижения состояния пересыщения уваривание утфеля ведут при низкой температуре - под вакуумом. Кольцевой зазор между греющей камерой и корпусом аппарат,
11. Кристаллизация
наряду с большими диаметрами греющих и циркуляционной труб обеспечивает хорошие условия для циркуляции очень вязкой смеси.
Большой диаметр аппарата при незначительной высоте греющей камеры позволяет максимально уменьшить гидростатические температурные потери. В нижнем днище устроено разгрузочное отверстие для выпуска готового утфеля.
Рис. 11.2. Вакуум-аппарат с подвесной греющей камерой 1 - корпус; 2 - греющая камера;
7 - сепаратор инерционного типа
В начале работы вакуум-аппарат, заполняется сиропом, концентрация которого увеличивается путем выпаривания при низкой температуре. При достижении состояния пересыщения в аппарат через специальные устройствавводится затравка и начинается уваривание кристаллов. Здесь следует отметить важность правильного выполнения этой операции. При высокой скорости кристаллизации на начальной стадии образуется излишне большое количество слишком маленьких кристаллов, дальнейший рост которых затруднен из-за понизившейся концентрации маточного раствора. Кроме того, необходимо обеспечить равномерность кристаллов, для чего также требуется точное поддержание всех параметров процесса.
Уваренный в вакуум-аппарате утфель поступает в другой кристаллизатор - утфелемешалку (мешалку-кристаллизатор), где при непрерывном перемешивании и охлаждении продолжается рост кристаллов. В пищевых производствах применяют в основном два типа мешалок-кристаллизаторов (с охлаждением или без охлаждения): корытного типа (рис. 11.3 а) и
вращающиеся барабанные кристаллизаторы (рис. 11.3 б). В них смесь охлаждается холодной водой, подаваемой в рубашки на корпусе аппарата, либо в сами полые перемешивающие лопасти, или в специальные змеевики, устроенные внутри аппарата (см рис. 11.4).
В последнее время на крупнотоннажных производствах применяют кристаллизаторы непрерывного действия. Их конструкция принципиально не отличается от описанных здесь вакуум-аппарата и горизонтальных мешалок- кристаллизаторов.
Рис. 11.3. Мешалки- кристаллизаторы а) корытного типа
б) барабанного типа
|
п S _| |
S' |
... г |
|
|
п |
. ... у/ V |
вода
7777777-+*?}
Рис. 11.4. Различные варианты охлаждения кристаллизаторов
Контрольные вопросы
Обратный осмос - это способ разделения растворов путем их фильтрования под давлением через полупроницаемые мембраны, пропускающие растворитель и задерживающие молекулы или ионы растворенных веществ.
Ультрафильтрацией называется процесс разделения, фракционирования и концентрирования растворов с помощью полупроницаемых мембран. При этом жидкость непрерывно подается в пространство над мембраной под давлением 0,1-1,0 МПа.
При ультрафильтрации исходный раствор разделяется на два принципиально новых продукта: низкомолекулярный (фильтрат) и
высокомолекулярный. Фильтрат проходит сквозь мембрану и удаляется через дренажную систему, а высокомолекулярный продукт концентрируется. Ультрафильтрация позволяет выделять молочные белки из вторичных продуктов молочной промышленности и ценные вещества из других пищевых растворов, получать дополнительные резервы производства продуктов питания.
Применение мембранных процессов в пищевой технологии позволяет значительно снизить энергоемкость процессов обезвоживания фруктовых и овощных соков, сиропов, экстрактов по сравнению с процессами выпаривания или вымораживания, улучшить качество и повысить выход получаемых продуктов.
Например, выход фруктовых соков из исходного продукта при ультрафильтрации увеличивается до 95^99 %.
Ультрафильтрацией обезжиренного молока получают молочный концентрат, который используется в производстве различных видов сыров, творожных масс и кисломолочных продуктов, что увеличивает выход продукции.
Ультрафильтрация сырого сахарного сока позволяет получить чистый, свободный от коллоидов фильтрат, идущий непосредственно на кристаллизацию сахарозы.
Ультрафильтрация успешно заменяет пастеризацию пива. При этом из пива удаляются бактерии и высокомолекулярные вещества, ухудшающие его качество и снижающие стабильность. Стоимость обработки пива ультрафильтрацией в 2,5 раза ниже, чем пастеризацией.
Обработка виноградных вин обратным осмосом позволяет решить вопрос их стабилизации. При использовании обратного осмоса через мембрану проходят вода и этиловый спирт, а ионы калия и винная кислота остаются в концентрате, из которого интенсивно выпадает винный камень. После фильтрования концентрата его смешивают с фильтратом, что повышает его стабильность на длительный срок.
Обратным осмосом концентрируют яичный белок. При этом не происходит денатурирования протеинов и получают яичный белок с содержанием до 30 % протеинов.
В последние годы уделяется большое внимание изучению и исследованию баро-мембранных процессов, в том числе и в КемТИППе [8].
В основе метода разделения растворов обратным осмосом лежит явление самопроизвольного перехода растворителя через полупроницаемую мембрану в раствор (рис.12.1). Если давление над раствором ниже
осмотического (р < п), то растворитель будет переходить в раствор до достижения осмотического равновесия в системе.
Полупроницаемая мембрана
^ р = п
р <п
rf
Раствор
~ 1Н2О
-ВРра, I Раствор
1.
—~Н2О у
ь~Н* т
Вода ~ i НО !
-- -I
-Ал:
п
|
|\ ' ". . |
|
|
п |
jРаствор , 1: ; |
|
- Вода |
—т. .. ■. _ 1 Н2О ; ^|'Н2О . ч -1 ■; |
р >п
Рис.12.1. Схема разделения раствора обратным осмосом
Равновесное состояние наступает, когда гидростатическое давление между раствором и растворителем, определяемое разностью уровней, станет
равным осмотическому давлению (р = п).
Если после достижения осмотического равновесия со стороны раствора
приложить давление, превышающее осмотическое (р > тц), то растворитель начнет переходить из раствора в обратном направлении. В этом случае будет иметь место обратный осмос. Растворитель, прошедший через мембрану, называют фильтратом.
Движущей силой процесса обратного осмоса является перепад
давления Ар = р —п, где р - избыточное давление под раствором; п — осмотическое давление раствора.
Если в процессе обратного осмоса наблюдается некоторый переход через мембрану растворенного вещества, то при расчете движущей силы следует учитывать осмотическое давление фильтрата Л2, прошедшего через
мембрану. Тогда Ар = р — (п1—пг) = р — Ап.
Для приближенного расчета осмотического давления может быть
использована формула Вант-Гоффа п = x R T, где х — мольная доля растворимого вещества; R — газовая постоянная; Т — абсолютная температура раствора, К.
Осмотические давления растворов могут достигать десятков мегапаскалей. Давление в обратноосмотических установках должно быть значительно больше осмотического, так как эффективность процесса определяется движущей силой — разностью между рабочим и осмотическим давлением. Так, например, при осмотическом давлении морской воды, содержащей 35 % солей, равном 2,45 МПа, рабочее давление в опреснительных установках должно составлять около 7,85 МПа (80 атм).
Ультрафильтрацию применяют для разделения систем, в которых молекулярная масса растворенных в растворителе компонентов значительно превышает молекулярную массу растворителя. Для разделения водных растворов ультрафильтрацию применяют, когда растворенные компоненты имеют молекулярную массу 500 и выше. Движущей силой ультрафильтрации является разность рабочего и атмосферного давления. Обычно ультрафильтрацию проводят при невысоких давлениях, равных 0,1- 1,0 МПа.
Ультрафильтрация протекает под действием перепада давлений до и после мембраны.
В зависимости от назначения процесса ультрафильтрации применяют мембраны, которые пропускают растворитель и преимущественно низкомолекулярные соединения (при разделении высоко- и низкомолекулярных соединений), растворитель и определенные фракции высокомолекулярных соединений (при фракционировании
высокомолекулярных соединений), только растворитель (при
концентрировании высокомолекулярных соединений).
Разделение обратным осмосом и ультрафильтрацией происходит без фазовых превращений. Работа расходуется на создание давления в жидкости и продавливание ее через мембрану: Ам = АС+АПР, где АС — работа на сжатие жидкости; АПР — работа на продавливание жидкости через мембрану. Так как жидкость несжимаема, величиной АС обычно пренебрегают. Работа на
продавливание жидкости определяется по формуле АПР = АрУ, где Ар -
перепад давления на мембране; V - объем продавливаемой жидкости.
Сравним работу на продавливание 1 м3 воды через мембрану и работу на испарение 1 м воды.
В первом случае при давлении р = 4,9 МПа работа на продавливание составляет 4,90 МДж, во втором случае (при г = 2260 КДж/кг) - 2270 МДж. Из сравнения этих величин видно, что расход энергии на разделение обратным осмосом значительно ниже, чем на испарение жидкости.
Разделение методами обратного осмоса и ультрафильтрации Принципиально отличается от обычного фильтрования. При обратном осмосе и ультрафильтрации образуются два раствора: концентрированный и разбавленный, в то время как при фильтровании осадок откладывается на фильтровальной перегородке. В процессе обратного осмоса и ультрафильтрации накопление растворенного вещества у поверхности мембраны (вследствие концентрационной поляризации) недопустимо, так как при этом резко снижаются селективность (разделяющая способность) и Проницаемость (удельная производительность) мембраны, сокращается срок ее службы.
Селективность и проницаемость мембран — это наиболее важные технологические свойства.
Селективность (р (в %) процесса разделения на полупроницаемых мембранах определяется по формуле р = [(x1 - x2)/ x1]-100 = (1- x2/ x1)-100, где x1 и x2 - концентрации растворенного вещества соответственно в исходном растворе и фильтрате. Иногда р называют коэффициентом солезадержания.
Проницаемость G [в л/(м2-ч)] при данном давлении выражается соотношением G = V/(F-t), где V- объем фильтрата, л; F - рабочая площадь поверхности мембраны, м2; т- продолжительность процесса, ч.
Мембраны должны обладать следующими свойствами:
постоянством своих характеристик в процессе эксплуатации;
химической стойкостью в разделяющей среде;
Мембраны изготавливаются из различных материалов: полимерных пленок, стекла, металлической фольги и т. д. Наибольшее распространение получили мембраны из полимерных пленок.
Полупроницаемые мембраны бывают пористыми и непористыми. Через непористые мембраны растворитель и растворенные вещества проникают под действием градиента концентраций молекулярной диффузией. Поэтому эти мембраны называют диффузионными. Они представляют собой квазигомогенные гели. Скорость диффузии компонентов через эти мембраны зависит от энергии активации при взаимодействии частиц компонентов с материалом мембран. Скорость диффузии также зависит от подвижности отдельных звеньев мембранной матрицы и от размеров диффундирующих частиц. Скорость тем выше, чем сильнее набухает мембрана.
Скорость диффузии молекул через диффузионную мембрану прямо пропорциональна коэффициенту диффузии, который зависит от размеров молекул и их формы.
Диффузионные мембраны применяются для разделения компонентов с близкими свойствами, но с молекулами различных размеров.
Так как диффузионные мембраны не имеют капилляров, они не забиваются и их проницаемость остается постоянной в процессе разделения.
Диффузионные мембраны обычно применяют для разделения газовых и жидких смесей методом испарения через мембрану.
Для проведения процессов обратного осмоса и ультрафильтрации применяются пористые мембраны, изготовляемые в основном из полимерных материалов. Полимерные мембраны могут быть анизотропными и изотропными.
Мембрана с анизотропной структурой состоит из тонкого поверхностного слоя на микропористой «подложке». Разделение происходит на поверхностном активном слое, и практически весь перепад давления приходится на этот слой.
Изотропные мембраны образуются при облучении тонких полимерных пленок заряженными частицами с последующим травлением химическими реагентами. В последнее время выпускаются изотропные мембраны на основе поликарбонатных пленок.
В настоящее время в промышленности применяются следующие полимерные мембраны: целлюлозные, на основе эфиров целлюлозы, акрилонитриловые, нейлоновые, поливинилхлоридные, изготовленные на основании поликарбонатов и полисульфонов.
Для объяснения механизма разделения растворов полупроницаемыми мембранами предложено несколько моделей. В последние годы распространение получила капиллярно-фильтрационная модель механизма полупроницаемости, предложенная Ю. И. Дытнерским. Согласно этой модели очень большое влияние на процесс разделения растворов неорганических и органических веществ оказывает поверхностный слой жидкости. В зоне контакта жидкости и мембраны действуют поверхностные силы: прилипания, поверхностного натяжения и молекулярного притяжения. Поэтому физикохимические свойства пограничного слоя жидкости у мембраны могут значительно отличаться от ее физико-химических свойств в объеме. С уменьшением толщины пограничного слоя эти различия возрастают.
На селективность и проницаемость мембран большое влияние оказывает гидратирующая способность ионов. Гидратация заключается в том, что ионы растворенного вещества окружены растворителем и движутся с некоторой его частью, взаимодействующей с ним. Молекулы воды, расположенные в непосредственной близости от ионов растворенного вещества, образуют гидратную оболочку. На поверхности и внутри капилляров лиофильной мембраны образуется слой связанной воды
толщиной Зг, физико-химические свойства которой отличаются от характеристик жидкости в объеме. Наличие связанной воды в капиллярах мембраны является основной причиной непроходимости через мембрану молекул растворенных веществ, которые не растворяются в связанной воде.
Если диаметр d капилляра мембраны d < Зг +drn (где drn - диаметр гидратированного иона), через такой капилляр будет проходить преимущественно только вода (рис.12.2.). Однако мембраны имеют
Рис.12.2. К объяснению механизма разделения гомогенной системы с помощью полупроницаемой мембраны
капилляры различного размера, а связанная вода все же растворяет неорганические соли, поэтому селективность мембран будет ниже 100%.
Исходя из капиллярно-фильтрационной модели, явление обратного осмоса можно представить следующим образом: на поверхности и внутри капилляров гидрофильной полупроницаемой мембраны образуется слой связанной воды. Ионы солей в растворе при своем тепловом движении захватывают воду у поверхности мембран, образуя гидратные оболочки, и переносят ее таким образом в объем раствора. Снижение концентрации воды у поверхности мембраны, обращенной к раствору, компенсируется переходом чистой воды через мембрану. Такой переход будет происходить до тех пор, пока силы, определяемые притяжением молекул воды к ионам, не будут уравновешены силами гидростатического давления со стороны раствора.
Аппараты для обратного осмоса и ультрафильтрации бывают периодического и непрерывного действия. Аппараты периодического действия применяются, как правило, только в лабораторной практике. В промышленности работают проточные аппараты непрерывного действия.
Мембранные аппараты имеют большую удельную площадь поверхности разделения, просты в сборке и монтаже, надежны работе. Перепад давления в аппаратах небольшой. Недостатком аппаратов для обратного осмоса
является высокое рабочее давление, что требует специальных уплотнений трубопроводов и арматуры, рассчитанных на высокое давление. По способу расположения мембран аппараты делятся на аппараты типа «фильтр-пресс» с плоскокамерными фильтрующими элементами, аппараты с цилиндрическими и рулонными элементами и аппараты с мембранами в виде полых волокон.
Перечисленные аппараты состоят из отдельных секций или модулей, что позволяет собирать аппараты с различной площадью поверхности разделения.
Аппарат типа «фильтр-пресс», по конструкции напоминающий фильтр для обычного фильтрования, является наиболее простым мембранным аппаратом.
Рис.12.3. Мембранный фильтр-пресс (а) и «подложка» (б):
1 - плита; 2 - стяжной болт; 3 - «подложка»; 4 - мембрана; 5 - отверстие
Основой этой конструкции (рис.12.3) является фильтрующий элемент, состоящий из двух мембран, уложенных по обе стороны листов «подложки», изготовленных из пористого материала, например полимерного. Листы «подложки» имеют отверстия для прохода жидкости. Эти листы расположены на расстоянии от 0,5 до 5 мм, образуя межмембранное пространство для разделяемого раствора. Пакет фильтрующих элементов зажимается между двумя плитами и стягивается болтами. Фильтруемый раствор последовательно проходит через все фильтрующие элементы и концентрируется. Концентрат и фильтрат непрерывно удаляются из аппарата.
Аппараты подобного типа применяются в установках для выделения белков из подсырной сыворотки, а также для ультрафильтрации обезжиренного молока и творожной сыворотки. Производительность аппарата по сыворотке составляет 5,0^6,8 м3/ч, по концентрату -0,16^0,3 м3/ч.
Аппарат с цилиндрическими фильтрующими элементами собирается из отдельных цилиндрических фильтрующих модулей (рис.12.4).
Цилиндрический фильтрующий элемент представляет собой сменный узел, собранный из полупроницаемой мембраны и дренажного каркаса. Дренажный каркас состоит из трубы и пористой «подложки», исключающей вдавливание мембраны в дренажные каналы трубы.
Цилиндрические фильтрующие элементы изготавливаются трех типов: с расположением мембраны на внутренней поверхности дренажного каркаса, на внешней и с комбинированным расположением мембраны.
Рис.12.4. Мембранный аппарат с цилиндрическими фильтрующими элементами
Аппарат с цилиндрическими фильтрующими элементами с мембраной, расположенной на внутренней поверхности дренажного каркаса, имеет следующие преимущества: малую материалоемкость из-за отсутствия напорного корпуса, небольшое гидравлическое сопротивление, возможность механической очистки фильтрующих элементов от осадка без разборки, надежность конструкции. Недостатками этой конструкции являются низкая удельная рабочая площадь поверхности фильтрации мембран, высокие требования к сборке элементов.
Конструкции фильтрующих элементов с наружным расположением мембраны имеют большую удельную рабочую площадь поверхности фильтрации. Однако они более металлоемки и не позволяют осуществлять механическую очистку фильтрующих элементов.
Цилиндрические фильтрующие элементы с комбинированным расположением мембран имеют примерно в 2 раза большую удельную рабочую площадь поверхности фильтрации, чем описанные. Однако такие конструкции обладают значительно большими гидравлическими сопротивлениями из-за большой длины каналов для отвода фильтрата.
Ультрафильтрационные установки с цилиндрическими фильтрующими элементами широко применяются для осветления фруктовых соков. От сока отделяются все вещества, вызывающие помутнение сока, как, например, протеин, крахмал, пектин, дубильные вещества большой молекулярной массы, частицы целлюлозы и другие вещества. В осветленном соке содержатся все вещества в натуральном составе.
Аппараты с рулонными фильтрующими элементами выполняются в виде трубы, в которую последовательно вставлено несколько (плотность упаковки мембран составляет 300 - 800 м2/м3) рулонных фильтрующих элементов (рис.12.5 а) Каждый элемент состоит и: накрученного на отводящую трубу пакета из двух мембран и «подложки». Для создания межмембранного пространства между мембранами устанавливается сетка- сепаратор.
Исходный раствор движется по межмембранным каналам в продольном направлении (рис.12.5 б), а фильтрат по спиральному дренажному слою поступает в трубу и выводится из аппарата.
Увеличение рабочей площади мембран в этих аппаратах повышает плотность упаковки, а также снижает стоимость изготовления. Увеличение площади мембран может достигаться за счет увеличения длины и ширины навиваемого пакета. Однако ширина пакета лимитируется размерами мембран и дренажного слоя. Максимальная ширина пакета достигает 900 мм. Длина пакета ограничивается гидравлическим сопротивлением дренажного слоя потоку фильтрата и обычно не превышает 2 м.
Рис.12.5. Рулонный фильтрующий элемент (а) и аппарат заряженный такими элементами (б):
1 - труба; 2 - мембрана; 3 - «подложка»; 4 - сетка-сепаратор
Контрольные вопросы
Приложение механической силы к материалу приводит к его разрушению лишь при условии, что он является хрупким или прилагаемая сила действует на малую поверхность. Если же материал является пластичным или нехрупким, а прилагаемая сила действует на достаточно большую поверхность, то внешнее воздействие ведет к изменению формы материала, его сжатию или растяжению. Таким образом, в этих случаях имеет место повышение давления на поверхности обрабатываемого материала и внутри его в результате внешнего воздействия. Такой способ обработки материалов давлением часто называют прессованием. Его применяют в следующих случаях:
Отжатие жидкости при помощи давления применяется в виноделии для получения сока из винограда, в ликерно-водочной промышленности для получения сока из ягод и плодов. При помощи давления отжимают растительное масло из семян, сок из сахарного тростника, воду из свекловичного жома (отхода сахарного производства), отделяют жир от шквары.
Формирование (штампование) пластичных материалов применяется в кондитерском и макаронном производствах для придания тесту, карамельной массе и другим материалам определенной формы.
Прессование (брикетирование) получило широкое применение в производстве сахара - рафинада , на заводах пищевых концентратов , а также при производстве брикетов свекловичного жома на свеклосахарных заводах и т.д.
Отжатие жидкости. Отжатие жидкости от твердого остатка давлением применяют в двух случаях: 1) когда жидкость представляет большую ценность, чем остаток (виноградный сок, растительное масло) и 2) когда жидкость, оставаясь в твердом остатке, уменьшает его ценность (вода в отжатом жоме).
Следует иметь в виду, что в пищевой промышленности подвергаемые давлению массы (семена, плоды и ягоды, стебли растений, животные ткани) имеют сложную клеточную структуру, которая оказывает значительное сопротивление выделению из нее жидкой фазы. Чтобы уменьшить это сопротивление, перед отжатием материал подвергают механической, гидротермической, тепловой, ферментативной и электрической обработке. Механическая обработка заключается в дроблении клеточной ткани с целью разрушения клеточных оболочек, препятствующих выходу жидкости из клеток. При тепловой, гидротермической и электрической обработке происходят более сложные процессы, связанные с химическими изменениями в клеточной структуре материала.
Наиболее интересным вопросом теории отжатия является выявление основных факторов, влияющих на выход отжатой жидкости к количеству массы, загруженной в пресс. Рассмотрим факторы, влияющие на выход жидкого отхода (сока, масла, жира) при отжатии. Основными из них являются: давление, под которым происходит процесс; количество, также качество (т. е. характер клеточной структуры и степень ее разрушения при предварительной обработке) отжимаемого материала; содержание жидкой фазы в массе, подвергаемой отжатию; продолжительность процесса прессования и последовательность изменения давления; термические условия, при которых происходит отжатие.
В процессе прессования с целью получения соков или масел , а также при обезвоживании материалов, внешнее давление вызывает вначале частичное разрушение с изменением формы, а затем и уменьшение объема материала в результате сжатия каркаса, что является причиной отделения жидкости. Теоретически движение жидкости по капиллярам при разрушении клеточной структуры описывается уравнением Пуазейля
W = nd4Ap
W = ~ЩИ ' м3/с (13-1)
где W - объемный расход жидкости, м3/с; d и l - средний диаметр и длина капилляра, м; Ар - перепад давлений на концах капилляра, Па; р - динамический коэффициент вязкости жидкости, Па-с. Это уравнение получается если предположить, что жидкость движется по капилляру в ламинарном режиме, т.е. коэффициент гидравлического трения обратно пропорционален критерию Рейнольдса. В этом случае потери напора при движении жидкости по капилляру составят
А l . pw2 l 64 pw2 l 64р pv2 lw32p
А=dдт=d^—=dwdp—=~ • (13-2)
Теперь если представить скорость w как отношение объемного расхода к площади поперечного сечения капилляра и преобразовать данное выражение, то получим уравнение Пуазейля.
Как видно, уравнение Пуазейля не учитывает всех вышеперечисленных факторов, влияющих на процесс ожатия, однако его анализ показывает, что количество отделяемой жидкости тем больше, чем больше разность давлений
13. Механические процессы
внутри слоя и на его поверхности (т.е. чем больше усилие прессования), чем больше диаметр капилляра и чем меньше его длина. Следует отметить, что диаметр капилляров, в свою очередь, зависит от степени сжатия слоя. Следовательно, увеличение давления ведет к возрастанию производительности только до тех пор, пока не вызывает сжатия капилляров. Предельно допустимое давление зависит от многих факторов, характеризующих свойства прессуемого материала, и устанавливается экспериментально. На практике это давление составляет 0,2^1 МПа в механических прессах и б0 МПа в гидравлических.
На практике для расчета количества отжимаемой жидкости при известных условиях прессования пользуются, как правило, эмпирическими зависимостями. Так, для отжатия растительного масла предложено уравнение следующего вида:
(13-3)
где W - выход масла, %; С - константа, зависящая от вида материала и его предварительной обработки; W0 - содержание масла в исходном материале, %; р - давление, при котором происходит отжатие масла, Па; т - продолжительность отжатия, с; v- кинематическая вязкость масла, м2/с; а - коэффициент, зависящий от вида масла.
Формование пластических материалов. К указанному виду обработки прибегают в кондитерской, хлебопекарной и макаронной промышленности для изделий из теста, карамельной массы и т.п.
Тесто и другие пластичные материалы могут подвергаться упругим деформациям до известного предела, после чего они становятся текучими как вязкие жидкости. Течение пластичных масс не подчиняется закону Ньютона, который справедлив только для истинно вязких жидкостей. Бингам предложил для таких материалов уравнение следующего вида:
(13-4)
где Р - тангенциальная сила (Н), вызывающая относительный сдвиг двух
соприкасающихся слоев площадью F (м2); т0 - предельное напряжение сдвига
(предел текучести), Н/м2; dw/dy - градиент скорости, м/(с-м); г/ - коэффициент псевдовязкости, Па-с.
Из уравнения (13-4) следует, что при течении пластичных вязких материалов, каким является, например, тесто, характерно также явление релаксации. Релаксацией (рассасыванием) называется уменьшение напряжения в теле при постоянной, фиксированной деформации.
Установлено, что в идеально упругом теле упругие деформации сдвига существуют неограниченное время; в жидкостях они рассасываются со скоростью, обратно пропорциональной вязкости. В таких жидкостях, как вода, время рассасывания практически равно нулю. Для пластичных вязких материалов, каким является тесто, время релаксации имеет определенную
продолжительность, характеризующую механические свойства тела. Под периодом релаксации понимают время, в течение которого напряжение при постоянной деформации падает в е раз (е - основание натурального логарифма). Найдено, что для некоторых сортов бисквитного теста время релаксации имеет значение от 1,2 до 6 секунд. Установлено также, что при штамповании бисквитных изделий время одного штампования не должно превышать периода релаксации соответствующего сорта теста. В этом случае образуемый штампом рисунок не успевает затягиваться и получается рельефным.
Изучение физико-механических свойств теста позволяет определить усилия, которые необходимо приложить к штампующим механизмам. Так, О.Г. Лунин нашел, что напряжение а (в Па), которое необходимо создать в материале при штамповании, может быть найдено из уравнения
а = П(^ост / т) , (13-5)
где т - время штампования, с; еост - остаточная деформация, равная отношению глубины штампуемого рисунка к общей толщине изделия. Значение г/ определяют из опыта; для различных видов пшеничного кондитерского теста (величина г/ колеблется от 1,26 до 9,9 Па-с).
Прессование (брикетирование). Процесс прессования нашел особенно большое применение в сахарорафинадном производстве. Прессованию подвергается влажная рафинадная кашка, состоящая из отдельных кристаллов и их сростков, грани которых покрыты тонкой пленкой сахарного раствора. Прессованию подвергаются и другие сыпучие материалы, смоченные связующим веществом, а также жом растительного сырья, предназначенный для скармливания скоту.
Прессование происходит в специальных формах (матрицах), имеющих прямоугольное или круглое сечение, при помощи пуансонов, сжимающих материал, находящийся в матрице. При прессовании происходит взаимное перемещение отдельных частиц и уменьшение объема пор между ними. Часть частиц при этом может разрушаться, что способствует более полному заполнению пор. Пористость прессуемой массы, очевидно, будет уменьшаться, а плотность увеличиваться.
Объем получаемых брикетов обычно составляет несколько см3.
Механическая прочность брикета, образуемого при прессовании, обусловливается взаимным сцеплением отдельных частичек, а также действием капиллярных сил. Уплотнение массы характеризуется коэффициентом прессования:
V, - V2
в= 1 2100%, (13-6)
V1
где V, - объем массы до прессования; V2 - объем массы после прессования. Экспериментально установлено, что наибольшая величина в может быть получена при выдержке брикета под давлением и при повторных нагрузках. При увеличении числа повторных нагрузок плотность брикета стремится к максимальной критической величине.
Степень уплотнения массы зависит от прилагаемого давления, свойств массы, подвергаемой прессованию, конструктивных особенностей пресса и режима прессования. Существенное влияние на процесс прессования оказывает конструкция пресса. Кроме того, Д.З. Новиков показал, что двустороннее сжатие требуется меньших затрат энергии, чем при одностороннее, т.е. может проводиться при меньшем давлении, при этом брикет получается более равномерной плотности и большей прочности. Это обусловлено тем, что при одностороннем прессовании по мере удаления слоев брикета от пуансона возрастают потери на трение материала о стенки матрицы. Поэтому слои, находящиеся на дне пресс-формы испытывают меньшее давление и уплотняются в меньшей степени, чем слои, находящиеся вблизи пуансона. По этой причине высота брикета должна быть не больше размеров его поперечного сечения.
Обработка материалов давление производится на соответствующем оборудовании - прессах. На схеме 1 представлена подробная классификация этого оборудования. Рассмотрим несколько характерных для пищевой промышленности конструкций прессов.
На рис. 13.1 изображена принципиальная конструкция гидравли-ческого пресса периодического действия. Рабочая жидкость нагнетается в пресс насосом высокого давления, из-за чего плунжер 2 приводится в движение и поднимает прессовую плиту 3, называемую иначе траверсой. Таким образом, прессуемая масса, закладываемая в пакеты из прочной ткани и помещаемая между траверсой и неподвижной плитой 6, сжимается и происходит отделение жидкости, которая стекает в чашу, устанав-ливаемую на нижней неподвижной плите 4. Отжим жидкости происходит в два этапа: сначала удаляется основная ее часть при давлении до 5 МПа, затем прессуемая масса подвергается давлению до 80 МПа для наиболее полного отжатия жидкости. Коэффициент полезного действия гидравлического пресса составляет около 90%.
Гидравлические прессы бывают открытые, как представлено на рисунке, полуоткрытые, в которых жидкость удаляется через отверстия в плитах, и закрытыми (зеерными), в них прессуемая масса закладывается в специальные перфорированные коробки - зееры.
Рис. 13.1. Гидравлический пресс 1 - рабочий цилиндр; 2 - плунжер;
Разновидностью зеерных прессов являются корзиночные. Принципиальная схема такого пресса представлена на рис.
На рис. 13.3 изображена
конструкция пневматического пресса периодического действия. Он представляет собой вращающийся горизонтальный барабан, боковая поверхность которого выполнена из металлического сита. На этой же поверхности вдоль образующей барабана имеются люки для загрузки прессы исходным материалом, закрываемые крышками. Внутри барабана имеется резиновая камера, которая наполняется сжатым воздухом через полый перфорированный вал барабана. Под действием избыточного давления воздуха камера раздувается и Рис. 13.2. Корзиночный пресс прижимает материал к ситчатой
доска; 4 - нажимное устройство с пневматического пресса является
приводом.
что материал движется от центра
барабана к его периферии и тем самым
толщина слоя уменьшается быстрее, чем объем материала. Это обеспечивает хорошее качество отжатия сока.
1
Рис. 13.3. Пневматический пресс 1 - корпус; 2 - крышки; 3 - резиновая камера;
4 - труба; 5 - поддон; 6 - привод
В настоящее время все большее применение находят пресы непрерывного действия, к которым относится шнековые. На рис. 13.4 изображена принципиальная конструкция такого пресса. Давление в шнековом прессе создается за счет геометрической компрессии, т.е. разности
объемов, заключенных между соседними витками шнека. Жидкость непрерывно удаляется через отверстия в корпусе 2 пресса, а жмых через кольцевой регулируемый зазор в конце корпуса.
Формующие прессы для пластичных материалов иногда называют экструдерами. На рис. 13.5 приведены принципиальные схемы двух
конструкций формующих прессов. Матрицы формующих прессов часто называют фильерами. Они, как правило, представляют собой толстую металлическую пластину с отверстиями нужной формы, в которые могут вставляться вкладыши для формирования трубчатых изделий.
На рис. 13.6 представлена схема карусельно пресса для брикетирования, который, в частности, применяется для производства сахара-рафинада. Вращающийся карусель 1 несет 4 матрицы 2. Матрицы 2 продольными перегородками разделенытаким образом, чтобы получающийся прессованный материал имел форму брусков. Каждая матрица имеет свой пуансон, который служит ей дном и двигается в ней, совершая возвратно-поступательные движения. В течение полного оборота карусель с матрицами делает четыре кратковременные остановки. Вследствие этого каждая матрица и соответствующий пуансон на 1^1,5 секунды поочередно задерживаются в положениях а, б, в, г. В положении а пуансон опускается на глубину hi. В положении б матрица заполняется кашкой, образующей слой с глубиной hi. В положении в пуансон сжимает кашку. В этом положении над матрицей устанавливается плита 4. Высота слоя кашки уменьшается до h2. Наконец, в положении г пуансон выталкивает спрессованные куски из матрицы. Особым устройством бруски сдвигаются на транспортное приспособление. Производительность пресса определяется частотой вращения круга и числом матриц.
Рис. 13.6. Схема карусельного пресса 1, 2 - карусель с матрицами; 3 - пуансон; 4 - плита
Контрольные вопросы
Широкое распространение в пищевой, химической и смежных с ними отраслях промышленности находит процесс дозирования сыпучих, жидких и пластичных материалов (сырьё, готовые продукты, полуфабрикаты). Этот процесс, относящийся к вспомогательным и предназначен для введения ингредиентов в основной технологический цикл, для составления смесей, а также, для отбора готовой продукции с последующей её упаковкой.
Под дозированием понимается процесс отмеривания или отвешивания определённого количества (дозы) материала или его подача с заданным расходом, который осуществляется с помощью механических или автоматических устройств, как в непрерывном, так и в периодическом режиме, с последующим перемещением материала к рабочим органам машины или аппарата. Применяемые для этой цели устройства называются дозаторами. При работе дозатора в качестве устройства для равномерной подачи материалов из бункеров к транспортирующим или перерабатывающим машинам и аппаратам его обычно называют питателем. Кроме того, питатели часто выполняют функцию запорного механизма.
Для фасовки продуктов созданы дозаторы, работающие совместно с упаковочными машинами.
Процесс дозирования предназначен для поддержания заданного расхода материала (объемного или массового). Расход - количество материала, прошедшее через некоторое сечение, перпендикулярное направлению скорости потока, за определенный промежуток времени. Различают массовый (кг/с) и объемный (м3/с) расходы. При этом значение расхода в рассматриваемый момент времени называют мгновенным расходом.
Погрешность дозирования. Осуществлять подачу материала абсолютно равными порциями или с постоянным во времени мгновенным расходом не возможно. В зависимости от специфики технологического процесса к дозирующим устройствам предъявляют требования, определяющие ту или иную их допустимую погрешность. Таким образом, погрешность дозирования показывает, насколько сильно варьируется масса (объем) доз или мгновенный расход материала во времени.
В качестве критерия оценки погрешности дозирования, как правило, принимают среднее квадратичное отклонение S массы m, доз или проб,
отбираемых с фиксированным интервалом времени, к их средней массе, т.е. погрешность дозирования можно определить по формуле
Е(т - mY
i=1
(13-7)
n -1
100% л m
n
где m = l-^n— _ средняя масса дозы (пробы).
Точное дозирование предполагает погрешность не более 3%, хорошее от 3% до 7%, более 7% - удовлетворительное качество дозирования.
Простейшими типами сред являются твердое тело, ньютоновская
жидкость, газ, дозирование которых может осуществляться с весьма малой погрешностью. Однако, свойства большинства пищевых продуктов отличны от идеальных и представляют собой неоднородные многофазные системы, которые могут быть разделены на три основных типа:
дисперсионная среда (Т-Г);
дисперсионная среда (Г-Ж);
Представителями I типа являются все виды сыпучих материалов (сахар, сахарная пудра, мука, чай, крупы, кофе, какао-порошок, макаронные изделия и т.д.), а также многокомпонентные сыпучие системы (сухие кисели, смеси детского питания и др.). Ко II типу относятся различные виды суспензий и паст в виде жидко- и твёрдообразных вязкопластичных или упруговязкопластичных систем. Трёхфазные системы (III тип) обычно образуются из систем II типа при значительном уменьшении в них содержания жидкой фазы и при введении газовой или выделения газа в результате химической реакции или повышения температуры. Высококонцентрированные двух- и трёхфазные системы - это суспензии и пасты, мучное тесто, мясные фарши, паштет, джем, варенье и другие пищевые изделия.
В пищевой промышленности находят применение дисперсные системы, образуемые сочетанием в различных соотношениях жидких (Ж-Ж) или жидких и газовых фаз (Ж-Г). К ним относятся, в частности, все виды эмульсий, пен, газированных жидкостей.
По основным свойствам все сыпучие и жидкие материалы можно разбить на 10 групп, которые указаны в таблице 13.1.
Классификация дозируемых материалов Таблица 13.1
|
Наименование группы материалов |
Размер частиц, мм |
Объемная плотность, кг/м3 |
Сыпучесть (текучесть) |
|
Крупнокусковые |
Более 150 |
600.2500 |
Хорошая |
|
Кусковые |
50... 150 |
500.2000 |
Хорошая |
|
Мелкокусковые |
о U1 о |
400.1500 |
Удовлетворительная |
|
Зернистые |
0,5.10 |
300.1500 |
Хорошая |
|
Порошкообразные |
0,05.0,5 |
200.. 1500 |
Плохая |
|
Пылевидные |
Менее 0,05 |
100.800 |
Весьма плохая |
|
Хлопьевидные и волокнистые |
Хлопья, чешуйки, волокна |
50.300 |
Весьма плохая |
|
Жидкие |
— |
600.1500 |
Хорошая |
|
Жидко-вязкие |
— |
600.2000 |
Удовлетворительная |
|
Пастообразные |
— |
600.2000 |
Весьма плохая |
Как следует из вышесказанного и таблицы 13.1, наибольшие трудности возникают при дозировании порошкообразных, высокодисперсных хлопьевидных и пастообразных материалов, что связано с их ограниченной подвижностью. При дозировании таких материалов необходимо прилагать достаточно большое внешнее силовое воздействие, которое вызовет в материале касательные напряжения, превышающие предельное напряжение сдвига, обусловленное взаимодействием частиц материала. Кроме того, подвижность таких материалов часто зависит от скорости деформации, т.е. от длительности внешнего силового воздействия (имеет место явление релаксации напряжений).
Классификация дозировочного оборудования. До настоящего времени не существует строго регламентированной классификации дозировочного оборудования,. Однако, все его многообразия общепринято подразделять:
В соответствии со структурой технологического процесса дозаторы можно разделить на три основные группы:
По принципу работы (способу дозирования) их делят на устройства весового и объёмного типов. Иногда применяется способ дозирования с коррекцией по заданному параметру, который базируется на первых двух и включает в себя обратную связь. Целесообразность его осуществления обусловлена разнообразием производственных процессов и многообразием характеристик дозируемых материалов. Таковыми параметрами могут быть концентрация веществ в реакционном объёме аппарата, температура, давление и т.д.
Дозировочные устройства, реализующие объёмный способ, формируют дозу материала определенного объёма или подают материал непрерывным потоком определенного поперечного сечения. Они включают в себя бункер, рабочий орган, производящий отмеривание, приборы или устройства контроля и регулирования величины порции.
При объемном дозировании контроль расхода материала обычно затруднён и характеристики материала изменяются во времени (явление гигроскопичности, уплотнение, слёживание и т.д.), что часто является причиной весьма большой погрешности дозирования. Основное назначение объёмных дозаторов непрерывного действия (питателей) - достаточно равномерная подача материалов в технологическое оборудование.
Объёмные дозаторы дискретного действия имеют меньшую погрешность и в ряде случаев могут составлять конкуренцию весовым, например, при дозировании хорошо сыпучих, жидких и пастообразных материалов. Эти устройства в простейшем случае представляют собой мерные сосуды, которые циклически загружаются из бункера и разгружаются в приёмную ёмкость. Для регулирования их производительности, изменяют скорость перемещения мерника (время цикла) или его объём. Более предпочтительно применение мерников с регулированием объёма путём изменения их размеров.
Дискретное объемное дозирование нашло широкое применение в дозировочно-наполнительных автоматах и устройствах для пластично-вязких, пастообразных и жидких продуктов в различных отраслях промышленности, например, в мясной, консервной, хлебопекарной. Т.к. жидкая фаза, содержащаяся в материале, препятствует изменению его плотности.
Результаты работы объёмных дозировочных устройств для плохо сыпучего материала зависят от колебаний его насыпной плотности в рабочем органе, которая может меняться в широких пределах и зависит от содержания в нём влаги, гранулометрического состава, формы частиц, плотности их укладки и других показателей. Для получения результатов с минимальной погрешностью необходимо обеспечить постоянную интенсивность потока и скорость наполнения мерной камеры. При этом для каждой конструкции дозировочного устройства необходимо знать коэффициент заполнения рабочего органа различными материалами. Как правило, этот коэффициент устанавливают для каждого материала и конструкции дозатора на практике.
Применение объёмного способа существенно упрощает процесс дозирования, однако он характеризуется значительной погрешностью при дозировании плохо сыпучих и упруго-вязких материалов малыми порциями, что в ряде технологических процессов ограничивает его использование. Этот способ целесообразно применять для дозирования недорогих материалов. Следует отметить, что производительность объемных дозаторов на порядок выше, чем весовых, а также и то, что они характеризуются надежностью и удобством в эксплуатации.
Весовой способ дозирования является более точным, чем объёмный, поскольку порции материала формируются по массе. В устройствах, использующих этот способ, процесс дозирования состоит из трёх этапов: воздействие взвешиваемого материала на чувствительный элемент; преобразование этого воздействия в численное значение; регистрация значения.
Этот способ применяют на предприятиях, работа которых немыслима без хорошо налаженной системы контроля и учета массы продукции на всех стадиях технологического процесса - от приёмки до выпуска готовой продукции, например, при производстве продуктов, обогащенных витаминами, минеральными и биологически-активными веществами.
Высокая точность весового дозирования, плюс развитие электронной аппаратуры, дает предпосылки комплексной автоматизации технологических процессов, в которых для составления сложных смесей, стабильность потоков нескольких компонентов поддерживается регулирующей аппаратурой в заранее заданной пропорции. Однако, использование весоизмерительного оборудования, требует квалифицированного обслуживания и надлежащего метрологического обеспечения.
Классификация по конструктивным признакам является наиболее обширной и включает в себя следующие группы: по типу привода; по расположению мерных ёмкостей; по виду движения рабочих органов; по их типу и т.д. При этом доминирующую роль играет классификация по виду и типу рабочих органов, а именно:
Рассмотрим несколько простых и часто встречающихся конструкций дозировочного оборудования для непрерывной подачи материала, т.е. питателей (о принципиальном устройстве дозаторов дискретного типа упоминалось выше). Как уже отмечалось, питатели широко применяются для подачи исходных материалов в рабочее пространство машин и аппаратов. Конструкции питателей могут быть самыми разнообразными: транспортерные, спиральные и шнековые, лотковые, тарельчатые, барабанные (ротационные), тарельчатые, вибрационные, аэрационные.
На рис. 13.7 представлена принципиальная схема спирального
дозатора. Устройство и принцип его действия следующие. При вращении цилиндрической спирали 3, материал, находящийся в бункере 1 дозатора, захватывается ее витками и перемещается к выходному отверстию цилиндрического патрубка 2. Стабильная работа дозатора обеспечивается
Рис.13.7. Спиральный дозатор сыпучих материалов 1 - бункер; 2 - цилиндрический патрубок; 3 - спираль;
4 - пружинные опоры; 5 - электродвигатель;
6 - ременная передача; 7 - эксцентрик.
гарантированным зазором от 2 до 3 мм между витками спирали и цилиндрическим патрубком.
Для предотвращения сводообразования над спиралью, при дозировании плохосыпучих материалов (например, крахмала, соды и т.п.), бункеру дозатора сообщается колебательное движение. Для этого на шкив двигателя 5 достаточно установлен эксцентрик 7. В этом случае неуравновешенный груз вызывает колебания бункера дозатора, установленного на пружинных опорах 4.
Следует отметить, что гибкость спирали дает возможность подавать материал по криволинейному каналу. Для этого к цилиндрическому патрубку 2 присоединяется гибкий шланг необходимой длины и, соответственно, увеличивается длина спирали.
На рис.13.8 изображен барабанный питатель, состоящий из цилиндрического корпуса 1, внутри которого вращается барабан 2 с лопастями 3. Межлопастное пространство поочередно соединяется с бункером питателя и выходным патрубком, в результате чего материал в нужном количестве перемещается из бункера в рабочий объем аппарата или машины. Для возможности подачи материалов, склонных к адгезии в КемТИППе разработана конструкция лопастей, позволяющих значительно уменьшить налипание на них материала. Они изготовлены из гибкого материала и имеют продольную прорезь.
Рис. 13.9. Тарельчатый Рис. 13.8. Барабанный питатель питатель
и усовершенствованная 1 - тарелка; 2 - скребок; конструкция лопасти 3 - лопасти; 3 - регули- 1 - корпус; 2 - бабан; 3 - лопасти ровочные винты; 4 -
манжета; 5 - бункер
Тарельчатый питатель (рис 13.9) представляет собой медленно вращающийся вокруг вертикальной оси горизонтальный диск (тарелку) 1, которая расположена под бункером 5 на массивной поддерживающей опоре. Материал попадает на вращающуюся тарелку через манжету 4 и располагается на ней в виде усеченного конуса под углом естественного откоса. При вращении тарелки материал набегает на скребок 2, скользит по нему и сталкивается в направляющую течку. Подачи материала может варьироваться в широком диапазоне, что достигается изменением положения манжеты или скребка с помощью регулировочных винтов 3, а также регулированием частоты вращения тарелки.
На рис. 13.10 представлен пластинчатый питатель, который
представляет собой пластинчатый транспортер, подставленный под бункер. Рабочий орган питателя состоит из пластин 1, перекрывающих друг друга и прикрепленных к звеньям двух цепей, получающих движение от звездочек. Пластинчатая лента движется по поддерживающим роликам 2, не допускающим провисание. Пластинчатый питатель может работать на различных по своим свойствам материалах и применяется при тяжелых условиях работы: высокой температуре материала, большой его влажности и т.д.
Ленточный питатель (рис. 13.11) применяется, как правило, для мелкозернистых материалов и не пригоден для адгезионных. Как и пластинчатый он относится к классу транспортерных и принципиально ничем от него не отличается. Он обеспечивает более равномерную подачу по сравнению с другими, представленными ранее, за счет плавности хода транспортерной ленты.
Рис. 13.10. Пластинчатый питатель 1 - паластины; 2 - ролики; 3 - бункер; 4 - затвор
Рис. 13.11. Ленточный питатель
Лотковые питатели служат главным образом для подачи кусковых, зернистых и порошкообразных материалов и представляют собой желоб (лоток), которому сообщается колебательной движение, что вызывает псевдоожижение материала и увеличивает его подвижность. Колебания могут создаваться механическими, пневматическими и электромагнитными устройствами.
При большой частоте колебаний лотковые питатели часто называют вибрационными. Они позволяют подавать материал даже по восходящей траектории. Примером такого питателя является конструкция, представляющая собой винтовой желоб, навитый вокруг трубы достаточно большого диаметра. Эта конструкция получает сложное колебательное движение вокруг своей оси и вдоль нее одновременно, что и заставляет материал двигаться по восходящей винтовой траектории.
Вообще, как уже отмечалось ранее, наибольшие трудности возникают при дозировании сыпучих материалов, особенно порошкообразных и пылевидных, а также содержащих некоторое количество жидкости или имеющих широкий диапазон фракционного состава. Изменение насыпной плотности таких материалов во времени и пространстве, является причиной их неравномерного движения из бункера к рабочему органу. Проблема уменьшения погрешности дозирования плохо сыпучих материалов актуальна и в настоящее время.
В промышленности для стабилизации динамического давления вышележащих слоев и снижения сил сцепления между частицами материала, зависящих от его физико-механических характеристик, обычно применяют вибрационные, механические или аэрационные побудители потока, а также другие конструктивные решения.
Контрольные вопросы
Общие сведения. В технологиях получения различных комбинированных продуктов питания, композиционных материалов, полуфабрикатов часто имеет место процесс смешивания сыпучих материалов. Этот механический процесс является достаточно сложным с физической точки зрения, что обусловлено своеобразными свойствами сыпучих материалов и особенностями их поведения при внешних силовых воздействиях.
Процесс смешивания можно характеризовать [10] как пространственное распределение двух и более компонентов с целью получения однородной по составу, физико-механическим и другим свойствам среды, называемой смесью. Этот процесс носит случайный характер. Смешивание сыпучих материалов имеет ряд отличительных особенностей по сравнению с подобными процессами, протекающими в газах и жидкостях. В первую очередь это обусловлено тем, что сыпучие материалы представляют собой совокупность твердых макрочастиц, в то время как газы и жидкости представляют собой совокупность отдельных атомов и молекул. Поэтому для осуществления процесса смешивания необходимо, прежде всего, значительное внешнее силовое воздействие, позволяющее частицам смеси перемещаться относительно друг друга.
Существуют два метода, обеспечивающие смешивание материалов - случайный и упорядоченный. Первый заключается в том, что сыпучие материалы, занимающие определенный объем, смешиваются под влиянием внешнего силового воздействия, которое вызывает хаотичное перемешивание макрообъемов и отдельных частиц. Второй метод предполагает, что устройство для смешивания упорядоченно размещает исходные компоненты в некотором объеме. Оба этих метода имеют свои преимущества и недостатки. Случайный метод предполагает произвольную подачу сыпучих материалов, но при этом требует значительных затрат энергии и времени. Упорядоченный метод предусматривает непрерывную, согласованную и равномерную подачу двух или нескольких компонентов в одно и тоже место, чего трудно достичь, если их соотношение составляет 1:50 и более. Поэтому, в реальных условиях, исходя из требуемой степени равномерности распределения исходных компонентов по объему получаемой смеси, обычно совмещают оба метода с преобладанием одного из них.
На практике процесс смешивания осуществляют для достижения одной из следующих целей [11]:
Для всех вышеупомянутых случаев необходимо добиться равномерного распределения исходных компонентов по всему объему смеси. Однородность (качество) смеси принято оценивать по величине вариации ее состава в разных частях. Известно более двадцати оценок однородности смеси [11]. В настоящее время нет единого мнения по выбору определяющего параметра, характеризующего качество смеси. Наиболее целесообразно применение безразмерных параметров оценки однородности смеси. Наибольшее практическое применение получили математическое ожидание (m), выборочная исправленная дисперсия (а2) и выборочное среднеквадратичное отклонение (а) концентрации ключевого компонента в пробах смеси, рассчитываемые по формулам:
_ 1 n
т - с Z ci; (13-8)
ni-1
2 1 n _ 2
а -Z (ci - с) ; (13-9)
n -1 i -1
-Vi
-2
a -va
1 n _ 2
Z (ci - c) , (13-10)
n - 1i -1
где n - число проб, отобранных из смеси; с - массовая концентрация ключевого компонента в /-ой пробе; c - средняя концентрация ключевого компонента в пробах. Безразмерным параметром оценки однородности смеси, рассчитываемым по этим величинам, является коэффициент вариации (неоднородности)
1
n
Z
i-1
a n
Vc -—100%
c Z
Z ci i-1
Z (ci - c)2
100% (1311)
n -1 ■ (13-11)
На практике процесс смешивания производится или периодически или непрерывно. Периодический процесс смешивания, по своей сути, предполагает использование случайного метода смесеприготовления, который описан выше, и включает в себя следующие стадии: загрузку компонентов в смеситель, их смешивание и выгрузку. При периодическом
13. Механические процессы
смешивании загрузка компонентов производится дозаторами в соответствии с рецептурой смеси либо за один раз, либо поэтапно.
При периодическом способе смешивания сыпучих материалов протекают три элементарных процесса [10, 11]: конвективное смешивание, диффузионное смешивание, сегрегация. Все они, в принципе, происходят одновременно, но их скорость в разное время различна, а значит, не одинакова и степень влияния на однородность смеси.
Конвективное смешивание предполагает перераспределение макрообъемов компонентов по всему объему смеси. Благодаря этому происходит быстрое снижение ее неоднородности.
Диффузионное смешивание предполагает перемещение микрообъемов и отдельных частиц различных компонентов относительно друг друга. В этом случае снижение неоднородности смеси происходит значительно медленнее, чем при конвективном смешивании. В силу этого время проведения диффузионного смешивания практически и определяет продолжительность всего процесса смесеобразования.
Рис. 13.12. Кривая кинетики процесса смешивания
Сегрегация - это процесс, обратный смешиванию. Он заключается в сосредоточении частиц одинаковой массы в соответствующих зонах смесителя под влиянием гравитационных, инерционных и других сил. По мере проведения процесса смешивания сегрегация оказывает все более значительное влияние на однородность смеси. В какой-то момент скорости процессов смешивания и сегрегации уравниваются, и наступает динамическое равновесие. Поэтому, дальнейшее проведение процесса смешивания не приводит к улучшению качества смеси. На рис.13.12 представлена типичная кривая кинетики процесса смешивания, т.е. зависимость коэффициента неоднородности смеси от времени проведения процесса. Участок 1 соответствует конвективному смешивания компонентов, участок 2 - диффузионному смешиванию, а участок 3 - сегрегации.
VC - коэффициент неоднородности конвективного смешивания;
VC - предельный коэффициент неоднородности; tK - время конвективного смешивания; tCM- рациональное время смешивания.
Альтернативой периодическому способу смешивания служит непрерывное смесеобразование. В этом случае совмещаются случайный и упорядоченный методы смешивания. Упорядоченный метод смешивания имеет место при подаче исходных компонентов в смеситель дозирующими устройствами. Непосредственно в смесителе смешивание поступающих в него компонентов носит случайный характер. Вследствие сравнительно небольшого времени пребывания материала в активной зоне смешивания, в
конструкциях смесителей с принудительным механическим перемешиванием, как правило, преобладает конвективная составляющая процесса. Однако, в смесителях непрерывного действия (СНД) с тонкослойным движением материалов скорость диффузионного смешивания существенно возрастает. Это обстоятельство приводит к улучшению качества смеси. Поэтому, подобные конструкции СНД заслуживают положительной оценки.
Качество смеси, получаемой как при непрерывном смесеобразования, так и при периодическом способе проведения процесса, обусловлено наличием в ней микро- и макронеоднородностей. Микронеоднородности в смеси образуются в силу незавершенности диффузионного смешивания, а так же из-за явления сегрегации. Их наличие в смеси также зависит и от соотношения исходных компонентов, которые, к тому же, могут иметь различный гранулометрический состав. Нужно полагать, что при малом соотношении компонентов (примерно 1:10 и ниже), более качественная смесь получится в том случае, если их гранулометрические составы будут примерно одинаковы. Если же соотношение смешиваемых компонентов составляет, например, 1:100, а их гранулометрические составы примерно одинаковы, то в этом случае смесь хорошего качества получить трудно. Поэтому, при большом соотношении смешиваемых компонентов, ингредиенты, которые входят в состав смеси в малом количестве, должны быть более дисперсными. При этом необходимо учитывать то обстоятельство, что большое различие гранулометрических составов исходных компонентов будет в процессе смешивания способствовать проявлению сегрегации. Нетрудно понять, что микронеоднородности смеси можно обнаружить при анализе проб небольшой величины, так как в крупных пробах они нивелируются.
Незавершенность процесса смешивания, сегрегация, флуктуации входных питающих потоков при непрерывном смесеприготовлении обуславливают наличие макронеоднородностей в готовой композиции, когда средняя концентрация компонентов в различных местах смеси не равна их концентрации по рецептуре. Особенно остро эта проблема возникает при смешивании сыпучих материалов в СНД, когда соотношение компонентов смеси составляет 1:50 и более. Как было отмечено ранее, в этом случае трудно обеспечить непрерывную, согласованную и равномерную подачу исходных компонентов. Достаточно часто некоторые компоненты приходится подавать в СНД порционными дозаторами. Это, в первую очередь, и вызывает непостоянство состава готовой смеси на выходе из смесителя в разные моменты времени, т.е. макронеоднородности. Поэтому конструкция СНД должна обеспечивать хорошее сглаживание флуктуаций входных потоков.
Смесительное оборудование для сыпучих материалов можно классифицировать следующим способом.
По конструктивному признаку смесители подразделяются на горизонтальные, вертикальные, с вращающимися валом или корпусом, односекционные, многосекционные и т.д.
По виду подводимой энергии и силовому воздействию на сыпучие материалы различают: гравитационные, пневматические, вибрационные,
механические, комбинированные смесители.
Класс гравитационных смесителей отличается простотой конструкции, отсутствием движущих частей. Смешивание в них происходит за счет столкновения потоков сыпучих материалов, движущихся под действием собственной силы тяжести сверху вниз, с различными препятствиями на своем пути. При движении и столкновении с препятствиями, в сыпучей массе возникают сдвиговые напряжения, превышающие удельное сопротивление сдвигу. За счет этого происходит разбивание сыпучей массы на несколько потоков, а также скольжение слоев материалов относительно друг друга, что вызывает перераспределение компонентов в общем потоке.
Несмотря на простоту конструкции, отсутствие движущихся частей, исключение попадания посторонних веществ (например, смазочных материалов), смесители данного класса не нашли широкого применения в промышленности. Это объясняется тем, что они практически не обладают сглаживающей способностью, имеют большие габаритные размеры по высоте, не позволяют получать качественные смеси при соотношении компонентов порядка 1:10 и более, кроме того, они пригодны только для хорошо сыпучих материалов.
В пневматических смесителях смешивание осуществляется с помощью сжатого газа. Эти смесители, также как и гравитационные, характеризуются отсутствием движущихся частей, хотя в некоторых конструкциях предусматривается подведение механической энергии (как правило, для смешивания плохо-сыпучих материалов).
Сыпучие материалы в пневматических смесителях приводятся либо в пылевоздушное, либо в псевдоожиженное состояние [11], что позволяет значительно интенсифицировать процесс и получать смеси хорошего качества (V < 5%). Пневматические смесители обладают достаточно хорошей сглаживающей способностью. Однако, они не нашли широкого применения в промышленности из-за необходимости укомплектования смесительного агрегата дополнительным оборудованием по очистке от пыли использованных газов. Кроме того, пневматические смесители имеют достаточно большие габаритные размеры, а также позволяют смешивать лишь сыпучие материалы достаточно близкие по дисперсному составу и плотности частиц.
Вибрационные смесители являются достаточно перспективными. По принципу действия их можно разделить на виброожижающие, виброциркуляционные и вибро-диспергирующие. Основное преимущество этих смесителей - это приведение сыпучей среды под воздействием вибрации в разреженное состояние, что способствует интенсификации процесса смешивания, улучшению свойств полидисперсных материалов. В ряде работ, в том числе и в КемТИППе [12, 13,], доказана целесообразность применения вибрационных смесителей при переработке сыпучих материалов. Данный класс смесителей позволяет смешивать как хорошо-, так и плохосыпучие материалы. Однако, вибрационные смесители имеют серьезные недостатки. Они обладают большой металлоемкостью, требуют массивных и жестких конструкций для монтажа, наличия виброизоляции, создают при работе повышенный шум.
Наибольшее распространение в промышленности получили механические смесители, в которых смешивание компонентов осуществляется в результате механического воздействия различных по конструкции и конфигурации рабочих органов. Механическое воздействие на сыпучую среду приводит к относительному движению слоев, псевдоожижению материалов, диспергированию отдельных частиц и конгломератов. В механических смесителях наиболее распространенным является вращательное движение рабочих органов (мешалок, шнеков, лопастей, дисков, конусов и т.д.). Эти смесители могут быть тихоходными, среднескоростными и скоростными. Тихоходные и среднескоростные машины характеризуются тем, что сыпучая масса испытывает в процессе смешивания большие сдвиговые напряжения. Поэтому они часто используются для переработки плохосыпучих материалов. К тихоходным и среднескоростным смесителям относятся червячно-лопастные, ленточные, плужные, шнековые, барабанные. Особенно широкое распространение в промышленности получили червячно-лопастные и ленточные смесители. Их основным достоинством является возможность переработки сыпучих материалов с различными физико-механическими характеристиками. Частота вращения рабочих органов этих смесителей выбирается из расчета, чтобы центробежные силы инерции, действующие на сыпучую массу, были не меньше силы тяжести [10, 11]. К недостаткам тихоходных и среднескоростных механических смесителей можно отнести большие массогабаритные показатели, значительные удельные энергетические затраты, не высокое качество смеси при соотношении компонентов более чем 1:50.
К механическим следует отнести и смесители центробежного типа. Они являются скоростными машинами и характеризуются тем, что центробежные силы инерции, действующие на сыпучие материалы, значительно превышают силу тяжести. Это приводит к возникновению в сыпучей массе больших разрывных и сдвиговых напряжений, что способствует приведению ее в разреженное состояние.
Центробежные смесители характеризуются большой
производительностью при небольших размерах и малых удельных энергетических затратах, что выгодно отличает их от смесителей других конструкций. В центробежных смесителях смешивание сыпучих материалов происходит, как правило, в тонких разреженных слоях, движущихся по поверхности вращающегося ротора, при пересечении потоков, имеющих различные направления, их соударении с препятствиями и т.д.
При движении потока материала, которое начинается от центра аппарата к периферии, на частицы действуют различные силы: центробежные, внешнего трения, кориолисовы, силы взаимодействия частиц, тяжести, а также аэродинамические. Движение потока материала с большой скоростью способствует разрушению конгломератов частиц при соударении их о препятствия, стенки аппарата и с рабочим органом. Можно отметить тот факт, что в центробежных смесителях по этой же причине, а также ввиду интенсивного внутреннего и внешнего трения, обычно изменяется фракционный состав смешиваемых материалов, особенно если их частицы непрочные.
Роторы и статоры центробежных смесителей, как правило, представляют собой простые тела вращения (диски, цилиндры, полые усеченные конуса), реже с более сложным профилем (параболоиды, торовые и сферические оболочки). Рабочими органами центробежных смесителей могут быть также лопасти, диспергирующие ножи и т.п. Вопросом разработки эффективных смесителей центробежного типа уделяется большое внимание в КемТИППе [14, 15].
Рассмотрим несколько типичных и передовых конструкций смесителей.
На протяжении многих лет в промышленности достаточно широко применяются ленточные смесители. Они представляют собой корытообразный корпус с плоскими торцевыми стенками и смесительным элементом, выполненным в виде металлической ленты различного профиля (рис. 13.13). Корпус закрывается сверху крышкой, которая позволяет надежно герметизировать рабочее пространство. Обычно смесительный элемент состоит из наружных и внутренних лопастей. Наружные перемещают материал к центру смесителя, а внутренние к торцевым стенкам. Частота вращения вала принимается из расчета, чтобы окружная скорость лент составляла 1-1,5 м/с. Большинство типов ленточных смесителей снабжены тепловыми рубашками для подогрева или охлаждения смешиваемой массы, а также штуцерами для отсасывания воздуха из камеры смешивания. Это позволяет совмещать процесс смешивания с подсушкой влажных материалов. В целом ленточные смесители позволяют перерабатывать широкий спектр сыпучих материалов, однако характеризуются большой продолжительностью рабочего цикла и большими удельными затратами энергии. Эксплуатируются ленточные смесители в периодическом режиме, поэтому имеют большие массогабаритные показатели.
(
На рис 13.14 представлена конструкция вибрационного смесителя, разработанного в КемТИППе на базе вертикально-вибрационного винтового транспортера-дозатора. Смеситель представляет собой вертикальную трубчатую колону 4, которая установлена на плите 2, имеющей пружинные опоры 1. С внешней стороны колоны навит винтовой перфорированный желоб 5. Источником вибрации является механический двухвалковый четырех- дебалансный вибратор 3, который крепится к плите снизу и приводится в действие от электродвигателя через упругую муфту.
Вид сверху
Рис. 13.14. Вертикально-вибрационный смеситель 1 - пружинные опоры; 2 - плита; 3 - вибратор; 4 - трубчатая колона; 5 - винтовой перфорированный желоб; 6 - конический рассекатель; 7 - отверстия; 8 - окно выхода материала;
9 - рециркуляционное окно; 10 - рециркуляционный рассекатель
Смеситель работает следующим образом. Исходные компоненты подаются внутрь трубчатой колоны 4. На дне колоны установлен конический рассекатель 6, который предотвращает застой материала в центре. На поверхность винтового желоба 5 материал попадает через окно 8, вырезанное в стенке колоны. Движение материала вверх по поверхности желоба осуществляется за счет того, что смеситель совершает сложное колебательное движение, которое складывается из колебаний в вертикальном направлении и поворотных колебаний относительно оси смесителя. Таким образом, в результате вертикальных колебаний смесителя, частицы материала периодически оказываются во взвешенном состоянии. В эти мгновения смеситель поворачивается на некоторый угол в сторону противоположную направлению подъема винтового желоба, в результате чего частицы материала под действием силы тяжести падают на вышележащую его точку. В силу того, что частиц материалов имеют разные размеры, форму и массу, их траектории различны, поэтому при движении общей массы материала по поверхности винтового желоба происходит смешивание исходных компонентов, которое носит «диффузионный» характер. Кроме того, за счет перфорации желоба (отверстия 7, через которые часть материала просыпается на нижележащий виток) и наличия рециркуляционного окна 9 и рассекателя 10, в смесители осуществляется, соответственно, внутренняя и внешняя рециркуляция материала, что способствует «конвективному» смешиванию исходных компонентов, т.е. сглаживанию неравномерности их подачи (дозирования).
Следует отметить, что положение рассекателя 10 может изменяться. Это дает возможность в достаточно широком диапазоне регулировать производительность смесителя и, в некоторой степени, качество получаемой
смеси, а также эксплуатировать смеситель в периодическом режиме при полностью перекрытом выходе желоба.
На рис. 13.15 представлена конструкция центробежного конусного смесителя непрерывного действия с организацией направленного движения материальных потоков, также разработанного в КемТИППе.
А-А (ротор условно остановлен)
Рис. 13.15. Центробежный конусный смеситель
Смеситель состоит из следующих элементов: вертикального
цилиндрического корпуса 1, внутри которого в верхней части неподвижно закреплена направляющая воронка 2; крышки 3 с патрубками 4 для подачи
исходных материалов; днища 5 с разгрузочным патрубком 6; вала 7, на котором крепятся разгрузочные лопасти 8 и ротор 9. Последний представляет собой диск с укрепленными на нем тремя полыми тонкостенными усеченными конусами 10, 11 и 12, обращенными меньшими основаниями вниз. Высота и угол наклона образующих конусов к их основаниям увеличиваются от центральной части к периферии. На поверхностях внутреннего 10 и среднего 11 конусов имеется по шесть окон 13, ограниченных снизу поверхностью диска. При этом окна среднего и внутреннего конусов смещены на 30° относительно друг друга. Над конусами расположены направляющие кольца (сплошные 14 и с окнами 15), которые неподвижно крепятся к нижней поверхности направляющей воронки 2. Вал крепится в подшипниковом узле 16. В данной конструкции достижение качественного смешивания происходит за счет многократного разделения материальных потоков с последующим их пересечением или наложением друг на друга (см. сечения А-А и Б-Б).
На рис. 13.16 представлена еще одна конструкция центробежного конусного смесителя непрерывного действия с организацией направленного движения материальных потоков, позволяющего получать смеси с добавками жидкости. Она также разработана в КемТИППе и состоит из следующих элементов: двух цилиндрических обечаек 1 (верхней и нижней);
направляющей воронки 2; крышки 3 с патрубками 4 для подачи сыпучих компонентов и штуцером 5 для подвода жидкой фазы; днища 6 с патрубком 7 для вывода готовой смеси; приемно-распределительного устройства 8, которое установлено неподвижно между обечайками и имеет отверстия 9 и направляющие усеченные конуса 10 и 11; подшипникового узла 12, в котором укреплен вал 13. На валу крепятся: диск 14 для распыления жидкой фазы; перемешивающие лопасти 15; ротор 16 и разгрузочные лопасти 17. Ротор, в свою очередь состоит из диска, на котором концентрично установлены полые усеченные конуса 18 и 19. Смешивание в указанной конструкции происходит в два этапа. Предварительное в приемнораспределительном устройстве при достаточно большой циркуляции смеси, что позволяет значительно сгладить флуктуации входных потоков и достичь достаточно однородной структуры смеси. Окончательное смешивание осуществляется на внутренней поверхности ротора в тонких слоях, движущихся под действием сил инерции, при организации опережающего движения материальных потоков. Также дополнительное смешивание осуществляется на днище смесителя разгрузочными лопастями.
Контрольные вопросы
Рис. 13.16. Центробежный СНД для получения смесей с добавками жидкости.
БИБЛИОГРАФИЧЕСКИЙ СПИСОК
Основная литература
Дополнительная литература
№ 5-6. - С.38-42.
177
ОГЛАВЛЕНИЕ
ВВЕДЕНИЕ 3
1 СОДЕРЖАНИЕ И ЗАДАЧИ КУРСА "ПРОЦЕССЫ И АППАРАТЫ ПИЩЕВЫХ ПРОИЗВОДСТВ" 3
9.3 Виды связи влаги с материалом 92
9.5.Основы расчета сушилок 99
9.9. Конструкции сушилок 107
обратным осмосом и ультрафильтрацией 139
БИБЛИОГРАФИЧЕСКИЙ СПИСОК 176
ОГЛАВЛЕНИЕ 177
Виталий Николаевич Иванец Игорь Алексеевич Бакин Сергей Анатольевич Ратников
ПРОЦЕССЫ И АППАРАТЫ ПИЩЕВЫХ ПРОИЗВОДСТВ
Учебное пособие
Редактор Л.М. Борискина Художественный редактор Л. П. Токарева
Подписано к печати 6.02.04г.
Формат 60x84/16. Объем 10,5 уч.-изд. л.
Тираж 200 экз. Заказ № 17. Цена 42 руб.
Отпечатано на ризографе.
Кемеровский технологический институт пищевой промышленности 650056, г. Кемерово, б-р. Строителей, 47
Отпечатано в лаборатории множительной техники КемТИППа 650010, г. Кемерово, 10, ул. Красноармейская, 52
V р = V , (1-6)
где - Т — среднее время пребывания элементарного объема материала в аппарате, обычно оно задано.
При проведении любого процесса всегда возникает возможность выбора нескольких вариантов решения. Один из них будет наиболее целесообразным, т.е. оптимальным.
В качестве критерия оптимизации чаще всего выбирается минимум времени и затрат на производство продукции. Оптимизация всегда сводится к нахождению наиболее выгодного компромисса между значениями параметров, противоположно влияющими на процесс.
7. Массообменные процессы. Общие сведения
7. Массообменные процессы. Общие сведения