Đặc tính của supe phốt phát đơn công thức hóa học của các thành phần trong

công ty đã hoạt động khá ổn định, khắc phục được một số sự cố ban đầu khi mới chạy xưởng như : nhập nguyên liệu lưu huỳnh có chất lượng tốt hơn, cải tạo kho chứa lưu huỳnh kín, giữ lưu huỳnh có độ ẩm thấp, chống bụi supe và bụi xỉ của Xí nghiệp supe II. Lắp quạt trung áp BMN 15 thay cho quạt BД 12 có lưu lượng và áp suất lớn hơn chống được hiện tượng bít tắc ống cán nồi hơi, giảm trở lực của lò đốt… Thành tích tốt đẹp đã đạt được của công ty nói chung và các xí nghiệp, phân xưởng thành viên nói riêng là sự chỉ đạo đúng đắn của Đảng bộ, ban lãnh đạo công ty và khối đoàn kết đồng tâm đồng lòng của toàn thể cán bộ công nhân trong công ty. Với những nhiệm vụ còn nặng nề để hòa nhập cùng đất nước đi lên trong quá trình công nghiệp hóa, hiện đại hóa. Công ty supe phốt phát và hóa chất lâm thao quyết tâm phấn đấu đạt được những mục tiêu đã xác định luôn luôn xứng đáng với danh hiệu:”Đơn vị anh hùng lao động”, mà nhà nước trao tặng. chương III. đặc tính của supe phốt phát đơn. Công thức hóa học của các thành phần trong supe phốt phát đơn. Sụpe phốt phát đơn là 1 hỗn hợp gồm: Các muối của axít octopotparic một lượng của axít octo potporic tự do và apatít chưa phân hủy. Công thức hóa học của các thành phần trong supe phốt phát như sau: Ca(H2PO4)2H2O: mô nô can xi phốt phát. H3PO4: axít phốt phoríc tự do. FePO4.2H2O: Phốt phát sắt III. AlPO4.2H2O: Phốt phát nhôm. CaHPO4: Đi canxi phốt phát. Ca5(PO4)3F: Apatít chưa phân hủy. CaSO4: Sun phát canxi II. Tính chất hóa học cơ bản của supe phốt phát: Supe phốt phát là 1 loại bột tơi xốp có màu xám sẫm hoặc xám nhạt, trọng lượng riêng đổ đống từ 1,11,5T/m2. Hàm lượng của các hợp chất phốt phát chứa trong supe phốt phát được tính ra phần trăm anhyđrit phốt phoric tức là phần trăm P2O5. Phần P2O5 trong supe phốt phát ở dạng hòa tan trong nước (P2O5 hòa tan trong nước) gồm có mô nô phốt phát canxi và axít phốt phoric tự do. Các phốt phát sắt, phốt phát nhôm đi canxi phốt phát không hòa tan trong nước mà hòa tan 1 phần hoặc hoàn toàn trong dung dịch xitrat amon, cây cối cũng có thể hấp thụ được nhưng chậm gọi là P2O5 hòa trong xi trat. Chất lượng của supe phốt phát được đánh giá theo hàm lượng P2O5 hữu hiệu (dạng P2O5 mà cây cối có thể hấp thu được) là tổng các dạng P2O5 hòa tan trong nước và P2O5 hòa tan trong xi trat, ngoài ra trong supe phốt phát chứa 1 phần P2O5 không hòa tan trong xi trat nằm trong lượng apatít chưa được phân hủy. Tổng các dạng P2O5 hữu hiệu và P2O5 không hòa tan trong xi trat hợp thành P2O5 chung. Tỷ lệ phần trăm của P2O5 hữu hiệu đối với P2O5 chung hiển thị mức độ phân hủy apatit bởi axit sun phuric gọi là hệ số phân hủy (K)… III. ứng dụng của supe phốt phát đơn: Supe phốt phát đơn được sử dụng chính để làm phân bón có chứa phốt phát Phốt pho chứa trong supe phốt phát ở thể dinh dưỡng làm tăng lượng bột ở các loại cây có củ, có hạt, tăng lượng đường ở các loại cây có quả, làm cho cây cứng cáp, chống được sâu bệnh. Nói chung là làm cho cây trồng phát triển khỏe mạnh, cho năng suất thu hoạch cao đối với các cây công nghiệp và nông nghiệp. Ngoài ra supe phốt phát đơn còn dùng để sản suất các loại phân bón hỗn hợp PK hoặc NPK, dùng sản xuất chất khoáng bổ sung thức ăn cho gia súc. IV. Tiêu chuẩn nhà nước về pupe phốt phát đơn. Supe phốt phát đơn sản xuất tại công ty supe phốt phát Lâm Thao bằng apatít Lào Cai theo tiêu chuẩn nhà nước số TCVN 14440-87 phải đạt các tiêu chuẩn kỹ thuật sau: Hàm lượng P2O5 hữu hiệu không nhỏ hơn 16,5%. Hàm lượng P2O5 tự do không lớn hơn 4%. Hàm lượng ẩm không lớn hơn 13%. Supe phốt phát phải tơi xốp màu xám sáng, không bị vón cục, không nhão bết. chương IV: Dây truyền công nghệ. I. Nguyên liệu: Nguyên liệu để điều chế phốt phát là bột apatít và axít sun furíc, nguyên liệu để trung hòa cũng là bột apatít. Apatít là 1 loại quặng gồm các muối của axít phốt phoríc chủ yếu là Floapatít và các tạp chất khác. Quặng có màu nâu sẫm hoăc màu nâu vàng, không hòa tan trong nước nhưng hòa tan trong các axít vô cơ, trọng lượng từ 1,5 2,2 T/m3. Nhiệt độ nóng chảy 15500c- 14700c. Công thức hóa học của các thành phần chính trong apatít: Ca5(PO4)3F: Flo apatít. NaF(SiO3) Nê Eghesin. (Na2K)AlSiO4. nSiO2: Nê fêlin. CaTiSiO5: Sfen. (Ca, Mg)CO3: Đô lomit m Fe2O4 nFeTiO3 TiO2: Titan manhêtít. Apatít Lào Cai đưa vào sản xuất ở công ty là loại apatít nguyên khai chưa làm giàu, không đồng nhất về kích thước lẫn phẩm chất, thường chiếm từ 8190% Flo apatít và phân bổ không đều. Các tạp chất nhiều và không ổn định độ ẩm cũng cao thấp thường. Quặng apatít Lào Cai có đặc điểm xốp khi sấy hơi nước dễ thoát, độ cứng nhỏ dễ nghiền, bột apatít nghiền mịn có tính trôi lớn. II. Cơ sở hóa lý của quá trình sản xuất supe phốt phát : Quá trình hóa học trong sản xuất supe phốt phát được đặc trưng bằng phương trình tổng: 2Ca5(PO4)3F + 7H2SO4 + 5H2O = 3Ca(H2PO4)2H2O + 7CaSO4 + 2HF Thực chất phản ứng này tiến hành theo 2 giai đoạn. Đầu tiên khi trộn quặng apatít với axít sunfuríc thì phản ứng xảy ra trên bề mặt hạt quặng và tạo thành H3PO4 tự do: Ca5(PO4)3F + 5H2SO4 + 2,5H2O = 3H3PO4 + 5 H2SO4.H2O + HF. Phản ứng này xảy ra khi trộn quặng với axít sunfuric và kết thúc sau 20 phút trong phòng hóa thành. Khi sấy 5CaSO4.0,5H2O tách ra và chuyển thành CaSO4 khan tùy thuộc vào nhiệt độ và thành phần pha lỏng. Trong thời gian ủ ở phòng hóa thành giai đoạn I hầu như kết thúc và giai đoạn 2 bắt đầu, đây là giai đoạn phản ứng chậm giữa axít phốtphoric mới sinh ra với apatít còn dư lại sau phản ứng I. Ca5(PO4)3F + 7H3PO4 + 5H2O = 5Ca(H2PO4)2 H2O + HF. Ca(H2PO4)2 tạo thành ban đầu còn nằm trong dung dịch rồi dần trở thành quá bão hòa và bắt đầu kết tinh. Trong giai đoạn thứ nhất, tùy vào mức độ phân hủy quặng apatít (khoảng 70%) và tùy theo sự kết tinh của CaSO4 mà khối phản ứng dần bị đặc lại. Như vậy việc đặc quánh lại xảy ra trước lúc tiêu hao hết H2SO4 , nghĩa là trong giai đoạn I khối supe đã đóng rắn mà giai đoạn 2 chưa bắt đầu . Nếu còn H2SO4 sẽ có phản ứng: Ca(H2PO4)2 + H2SO4 = CaSO4 + 2H3PO4. Do vậy hai giai đoạn phản ứng là nối tiếp nhau. Giai đoạn 2 của quá trình được bắt đầu trong thời kỳ ủ supe trong phòng hóa thành và kết thúc sau 6 đến 30 ngày tùy thuộc vào nguyên liệu. Thời kỳ ủ là thời kỳ tái phân hủy apatít, vì nhiệt độ trong phòng hóa thành cao, dung dịch H3PO4 bị bão hòa bởi Ca(H2PO4)2 H2O và quá trình phân giải xem như bị ngừng lại. Trong đó mức phân giải của apatít mới chỉ đạt 85%. Tiếp tục phân giải tới 94 96% thì cần làm lạnh supe đến 40500c. Khi sấy Ca(H2PO4)2 sẽ kết tinh thành pha rắn. Độ trung hòa lỏng Z sẽ giảm. Z = Khi đó hoạt độ của dung dịch sẽ tăng lên, kết quả là phản ứng phân giải sẽ tiếp tục xảy ra mặc dù hạ thấp nhiệt phản ứng Khi mức phân giải của supe trong kho đạt 94 96% thì lượng H2PO4 tự do còn khoảng 5,5 8%.P2O5. Sự tồn tại của H3PO4 làm cho sản phẩm có tính hút ẩm và dễ bị thủy phân. Ca(H2PO4)2 + H2O = CaHPO4 + H3PO4. Lượng H3PO4 sinh ra lại càng tăng tính hút ẩm, làm sản phẩm càng trở nên ẩm ướt, vón cục khó khăn cho quá trình vận chuyển, bảo quản. Do đó trước khi xuất kho cần phải trung hòa P2O5 tự do xuống còn 13%. Các chất trung hòa có thể dùng là: đá vôi, bột xương cá… III. Dây chuyền sản xuất: Quặng apatít khai thác từ Lào Cai có kích thước quặng từ 20 200mm và có độ ẩm 8 14% được gầu múc đưa qua sàng xuống bunke chứa quặng (9) rồi rơi vào thùng sấy thùng quay (12). Than từ kho được cầu trục múc lên bunhe xuống băng tải cao su (8) và đưa vào lò đốt than (1). Than cháy được nhờ quạt thổi không khí (2) thổi khí từ dưới lên. Khói lò đi từ lò đốt vào sấy thùng quay và sấy apatít kho đến 1,5 2,5% . Ra khỏi thùng quay, quặng đi vào máy búa (4), ra khỏi máy búa thì kích thước quặng 20mm rơi xuống băng tải (5) và đi lên bunhe chứa. Khí và bụi ra khỏi thung sấy được quạt hút (6), hút qua xyclon(13) để lắng bụi, khí sau xyclon mang theo bột có độ mịn cao tiếp tục được sục qua thiết bị lọc bụi ướt (14) qua tháp tách giọt (15) và được phóng không lên trời theo ống khí thải, còn bụi lắng được thải ra ao lắng để thu hồi lại cho sản xuất. Từ bunhe quặng đưa qua cung cấp đĩa , qua ống dẫn và máy nghiền bi (7) rồi đi qua bộ phận phân li cơ học (17) nhờ quạt hút (21). Những hạt quặng có kích thước nhỏ hơn 0,16mm vào xyclon (18) có đường kín 1,6 (m), còn những hạt > 0,16 mm thì quay lại máy nghiền nhờ ống hồi lưu ở cuối. Khí và bụi mịn đi qua cụm xyclon tô hợp (20), tại đây bột tiếp tục được lắng lại hầu hết. Lượng quặng lắng ở xyclon đơn và xyclon tổ hợp nhờ vít gạt bột đưa xuống băng tải (19) và đưa sang bộ phận điều chế. Khí sau khi qua quạt được hồi lưu lại 1/3 lượng khí bổ xung cho máy nghiền. Còn 2/3 lượng khí đi qua thiết bị lọc ướt, qua tháp tách giọt và phóng không ra ngoài. Băng tải (19) đưa quặng có độ ẩm 1,5 2,5% và d < 0,16mm lên bunhe và đi vào thùng trộn (). Axít 76% từ thùng chứa được đưa lên thùng cao vị(23) nhờ bơm còn nước được đưa lên thùng cao vị (24). Axít 76% và nước được pha loãng hạ nồng độ axít xuống còn 68% và đi vào thùng trộn (25). Trong thùng trộn xảy ra phản ứng. Ca5F(PO4)3 + 5 H2SO4 + H2O = 5 CaSO4.H2O = 5 CaSO4. H2O + HFư + 3 H3PO4 (1). Apatít và axít được trộn đều với nhau nhờ 4 cách khuấy thời gian lưu là 3 5 phút và được đưa vào phòng hóa thành (27) . Tại đây phản ứng (1) diễn ra trong vòng 20 phút cho tới khi hết axít H2SO4 thì xảy ra phản ứng : Ca5F(PO4)3 + 7 H3PO4 + 5 H2O = Ca(H2PO4)2 + H2O + HFư(2). Trong phòng hóa thành (27) khối supe nhanh chóng được kết tinh và đưa ra ngoài nhờ hệ thống cắt quay ngược chiều với phòng hóa thành. Supe tươi rơi xuống băng tải (45) qua hệ thống đánh tung (46) và vào kho ủ (47). Tại đây supe được ủ trong 21 ngày đêm và đảo trộn định kỳ 3 lần nhờ cầu trục và được trung hòa bằng bột apatít để giảm P2O5 tự do trong supe xuống còn < 4%. Khí sinh ra trong phòng hóa thành sẽ phản ứng với SO2 có trong quặng tạo ra SiF4. 4HF + SiO2 = SiF4 + 2H2O. SiF4 được đi qua 2 tháp hấp thụ (29) nhờ quạt hút (34) rồi qua tháp hấp thụ rỗng (30) để hấp thụ triệt để lượng khí Flo còn lại trước khi phóng không lên trời. Phản ứng hấp phụ: 3SiF4 + 2H2O = 2H2SiF6 + SiO2. Axít H2SiF6 từ tháp có nồng độ 8 12% được bơm sang thùng chứa (35) và bơm lên cao vị (32). Nước muối từ thùng (41) được bơm lên thùng cao vị (37) và muối + axít đi vào thùng phản ứng (36). Tại đó có phản ứng: Na2SiF6 + 2NaCl = Na2SiF6 + 2HCl. Na2SiF6 sinh ra ở dạng huyền phù, sau đó dung dịch được đưa xuống máy li tâm đứng (38). ở đây Na2SiF6 được tách ra và đi xuống băng tải (39) vào bunhe và đưa vào ống sấy qua vít xoắn , ống sấy được cung cấp khí nóng nhờ lò đốt (43), sử dụng dầu FO, nhiệt độ lò là 1300°c, trước khi vào ống sấy thì nó được trộn với 1 luồng không khí để giảm nhiệt độ xuống còn 200 250°c. Các hạt Na2SiF6 sau khi sấy đi vào xyclon chùm, lắng xuống đáy và đem đóng bao. Còn khí sấy ra khỏi xyclon có nhiệt độ từ 110 1200c thì đem xử lý và phóng không. Như vậy kết thúc toàn bộ dây chuyền thì thu được sản phẩm chính là supe lân và sản phẩm phụ là thuốc trừ sâu Na2SiF6. IV. Chọn thiết bị để tính toán và thiết kế: Ta thấy được trong quá trình sản xuất supe phốt phát thì độ ẩm của quặng Apatít là khá quan trọng. Do vậy ta chọn thiết bị để tính toán và thiết kế là hệ thống máy sấy thùng quay. Phần II: Tính toán thiết kế thiết bị chính có trong dây truyền Chương I: Tính toán thiết bị chính I.Tính cân bằng vật liệu máy sấy. I.1. Phương trình cân bằng vật liệu. G1+ G2= W (kg/s) [V-187] Trong đó: G1: Khối lượng vật liệu đi vào máy (kg/s) G2: Khối lượng vật liệu ra khỏi máy (kg/s) W: Lượng ẩm tách ra khỏi vật liệu (kg/s) Theo lượng vật liệu khô tuyệt đối: GK= G1.= G2.. (kg/s) [V-187] ị G1= G2. (kg/s) G2= G1.(kg/s) Trong đó: W1, W2: Độ ẩm ban đầu, ban cuối của vật liệu (%) Ta có: G1= 10000 (kg/h) = 2,78(kg/s) W1= 14% khối lượng chung W2= 1,5% khối lượng chung. G2= G1.= 2,78 . = 2,43 (kg/s) =8748(kg/h) W= G1- G2= 10000 - 8748 = 1252 (kg/h) II. Các kích thước cơ bản của thùng quay: Theo A = (kg ẩm /m3h). [II – 207] V = (m3) V: Thể tích thùng (m3) A: Cường độ bốc hơi ẩm. A phụ thuộc rất nhiều yếu tố (độ ẩm, nhiệt độ vật liệu sấy, thiết bị sấy...). Đối với máy sấy thùng quay, sấy apatít ta chọn A = 50 (hg ẩm/m3h) V = A = = = 25,04(m3) Quan hệ giữa chiều dài là đường kính thùng: = 3,5...7. chọn = 4 ta có: V= (.D2). L = p.D3= 25,04 D 2 (m) L = 8 (m) Vậy thùng sấy có chiều dài L = 8(m) và đường kính D = 2(m). III. Tính thời gian sấy: Vt = [VI –1] t = t: thời gian sấy (phút) Vt: thể tích thùng (m3) rx: khối lượng riêng xốp của vật liệu(kg/m3) Đối với apatít ta tra được rx = 1850(kg/m3) b: Hệ số điền đầy, chọn b=20% t = = 55,59 (phút). IV. Tính số vòng quay thùng. n = (vòng/ phút). n: Số vòng quay (vòng/phút) L: Chiều dài thùng (m) D: Đường kính thùng (m) : Góc nghiêng thùng , chọn =1o t: Thời gian sấy(phút) m, K: Hệ số phụ thuộc cấu tạo cánh và chiều chuyển động của khói. Với sấy xuôi chiều và chọn cánh dạng vạt áo thì ta tra được: m= 0,7; K= 0,75 (III-122) n= = 2,16 (vòng/phút). V. Tính công suất cần thiết: N= 0,0013. D3.L..a.n (kw) (VI-122) a: Hệ số phụ thuộc dạng cánh. Với loại cánh vạt áo thì a= 0,038. n: Số vòng quay của thùng (vòng/phút) N= 0,0013.(2)3.8.1850.0,038.2,16 = 12,63(kw). Vật liệu vào Chương II: quá trình sấy lý thuyết. Trộn Lò đốt Io, do, Go, to Nhiên liệu K2 thường Vật liệu ra Tính toán quá trình cháy: Thành phần nhiên liệu là than có thành phần : C= 0,367; H= 0,027; S= 0,032; N= 0,007 O = 0,111; Tr = 0,206; A= 0,25. Nhiệt trị cao của nhiên liệu : QC = 33858.C + 125400.H – 10868(O - C) [I-53] = 33858.0,367 + 125400.0,027 – 10868(0,111 – 0,032) = 14953 (kJ/kg nl). Lượng không khí lý thuyết cần thiết để đốt cháy một kg nhiên liệu : lo = 11,6.C + 34,8.H +4,3(S - O) [I-55] = 11,6.0,367 + 34,8.0,027 – 4,3(0,032 – 0,111) = 4,857 (kg kk/kg nl). Xác định các thông số cơ bản của tác nhân sấy : Theo thống kê khí hậu Việt Nam ta có : Điểm A : Không khí trước khi vào buồng đốt tO = 250C GO = 85% Từ đó tra trên đồ thị I – d ta tìm được : dO = 0,017 kg ẩm/ kg kk. IO = 68,383 kJ/kg kk. Điểm K : Tác nhân sấy sau khi ra khỏi buồng đốt. Khối lượng nước chứa trong khói lò sau buồng đốt : GA’ = (9.H + A) + abđ.lO.dO (kg) [I – 58] abđ = : Hệ số không khí thừa của buồng đốt. l : Lượng không khí khô thực tế để đốt cháy 1 kg nhiên liệu. l0 : Lượng không khí khô lý thuyết để đốt cháy 1 kg nhiên liệu. Trong các lò đốt cháy của hệ thống ta có : abđ = 1,2 1,3. Chọn abđ = 1,2. GA’ = (9.0,027 + 0,25) + 1,2.4,857.0,017 = 0,592 (kg). Khối lượng khói khô sau buồng đốt lK’ : lK’ = abđ.l0 + {1 – [Tr - (9.H + A)} [I – 59] = 1,2.4,857 + {1 – [(0,206 – (9.0,027 + 0,25)} = 6,129 (kg kk/ nl). Lượng chứa ẩm d’ của khói sau buồng đốt : d’ = = [kg ẩm /kg kk]. [I – 59] d’ = = 0,096 (kg ẩm/kg kk). Entanpi của khói sau buồng đốt : I’ = [kJ/kg K]. [I – 59] h : Hiệu suất buồng đốt. Chọn hbđ = 0,8. Cnl : Nhiệt dung riêng nhiên liệu. Đối với than ta có Cnl = 0,12 kJ/kg.K. tnl : Nhiệt độ nhiên liệu. Tnl = 250C. I’ = = 2017,3 (kJ/kg K). Nhiệt độ của khói sau buồng đốt : t’ = (0C). [I – 60] = 1505 (0C). Hằng số khí của khói khô RK’ : RK’ = GCO2 = 3,67.C = 3,67.0,367 = 1,347 kg/kg nl. GSO2 = 2.S = 2.0,032 = 0,064 kg/kg nl. GO2 = 0,23.(abđ - 1).l0 = 0,23.(1,2 – 1).4,857 = 0,022 kg/kg nl. GN2 = 0,77. abđ.l0 = 0,77.1,2.4,857 = 4,49 kg/kg nl. RK’ = = 262 J/kg K. Xem khói là chất khí lý tưởng, ta có khối lượng phân tử khói : m = = 31,73. Hệ số khí của khói R. Cũng như không khí ẩm ta xem khói là hỗn hợp khí lý tưởng giữa khói khô và hơi nước. Theo định nghĩa lượng chứa ẩm, ta có khối lượng của khói tương ứng với d’ bằng : G = 1 + d’ = 1 + 0,096 = 1,096 (kg). Do đó thành phần khối lượng của khói khô và của hơi nước tương ứng là : gK’ = = 0,912; gH’ = = 0,088. Vậy ta có : R = 0,912.260,925 + 0,088.461,889 = 278,61 279 J/kg K. Khi đó khối lượng phân tử : m = = 29,799 29,8. Như vậy, khói lò sau buồng đốt được tính như khí lý tưởng với R = 279 J/kg K và khối lượng phân tử m = 29,8. Do t’ = 15050C là rất lớn nên ta có thể coi khói lò sau buồng đốt như là không khí khô. Điểm B : Tác nhân sấy rất lớn sau khi ra khỏi buồng hòa trộn. Entanpi của hơi nước ở nhiệt độ t : i = 2500 + 1,842.t [kJ/kg] [I – 60] Với t : Nhiệt độ tác nhân sấy trước khi vào buồng sấy : t = 3500C. ia = 2500 + 1,842.350 = 3144,7 [kJ/kg]. Entanpi của không khí ngoài trời t = 250C. ia0 = 2500 + 1,842.25 = 2546,05 [kJ/kg]. Hệ số không khí thừa cho cả buồng đốt và buồng hòa trộn : a = Gpk : Nhiệt dung riêng khói khô. Gpk = 1,004 kJ/kg K. Lượng khói khô sau buồng hòa trộn : lK = (a.l0 +1) – [Tr + (9.H + A)] [I - 59] = (6,28.4,857 + 1) – [0,206 + (9.0,027 + 0,25)] = 30,8 [kg kk/kg nl]. Lượng chứa ẩm dH của khói lò sau buồng hòa trộn : d1 = [I - 59] = = 0,033 [kg ẩm/kg kk]. Entanpi I1 của khói lò sau buồng trộn . I1 = [I - 60] = = 456,2 (kJ/kg KKK). áp suất bão hòa tương ứng với t = 3500C. Pb1 = exp {12 - } [bar] = exp {12 - } = 168 (bar). Độ ẩm tương đối của khói lò sau buồng hòa trộn : = [I - 34] B : áp suất khí trời. G1 = = 2,98.10-2%. Điểm C : Tác nhân sấy sau quá trình sấy lý thuyết Do quá trình sấy là lý thuyết nên ta có: I2 = I1 = 456,2 (kJ/kg KK) Lượng ẩm d20 của khói sau quá trình sấy lý thuyết: d2 = (kg ẩm/kg KK) [I - 29] t2 : Nhiệt độ vật liệu ra t2 = 1200C. d2 = = 0,123 (kg ẩm/kg KK) Phần áp suất bão hòa Pb2 của khói sau quá trình sấy lý thuyết : Pbh2 = exp {12 - } [bar] = exp {12 - } = 1,96 (bar). Độ ẩm tương đối của khói lò sau quá trình sấy lý thuyết: == =8,37%. Lượng ẩm mà vật liệu sấy đã thải vào khói sau quá trình sấy lý thuyết. GBC = d2- d1= 0,123- 0,033 = 0,09 kg ẩm/kgKK Vậy ta có các thông số của quá trình sấy lý thuyết: + Điểm A: t0= 250c d0= 0,017 kg ẩm/kgKKK G0= 85% I0= 68,383 kJ/kgKKK + Điểm B: t1= 3500c d1= 0,033 kg ẩm/kgKK G1= 2,98.10-2% I1= 456,2kJ/kgKK + Điểm C: t2= 1200c d2= 0,123 kg ẩm/kgKK = 8,37% I2= I1= 456,2 kJ/kgKKK Nhiệt độ vật liệu trước khi vào máy sấy: tvl1= 250C Nhiệt độ vật liệu ra khỏi máy sấy: Từ d2= 0,09 kg ẩm ta tra được tvl2= 520C Cân bằng nhiệt của quá trình sấy: Lượng tác nhân sấy lý thuyết tiêu tốn: l0= (kg kk/kg KK) [I-218] l0 : lượng khói cần thiết để làm bay hơi 1 kg ẩm l0= = 11,11 (kg kk/kg ẩm) Lượng khói cần thiết đi qua máy sấy: l0= W.l0= 1252.11,11= 13909,72 (kg kk/h) Lưu lượng thể tích trung bình. Sử dụng phương pháp nội suy [I-phụ lục 5] ta có : Thể tích khói ẩm chứa 1 kg khói khô sau quá trình sấy lý thuyết ở nhiệt độ t= 3500c . vB = 1,8m3/kg kk Thể tích khói ẩm chứa 1kg khói khô sau quá trình sấy lý thuyết ở nhiệt độ t = 1200c: vc = 1,235 m3/kg kk Lượng của tác nhân sấy trước quá trình sấy: VB = l0.vB = 13909,72.1,8 = 25037,496 (m3/h) Lưu lượng của tác nhân sấy sau quá trình sấy: Vc = l0.vc= 13909,72. 1,235 = 17178,5 (m3/h) Lưu lượng thể tích trung bình: Vtb0 == 21108 (m3/h) Hay Vtb0= =5,86 (m3/s). Tính toán nhiệt thùng sấy: Lượng nhiệt tiêu tốn lý thuyết (q0) q0 = (kJ/kg ẩm) [I-159] Thay số ta có: q0 = = 3658,65(kJ/kg ẩm) Tổn thất nhiệt do vật liệu sấy mang đi: (qv): Nhiệt dung riêng apatít ra khỏi thùng sấy: Cv2 = Cvk(1-w2) + Cn.w2 (kJ/kg K) [I-219] Cvk: nhiệt dung riêng vật liệu khô, tra [II-164] ta được Cvk= 0,92 (kgJ/kg) Cn: Nhiệt dung riêng của nước: Cn= 4,18 (kJ/kg) Cv2= 0,92 (1- 0,015) + 4,18.0.015 = 0,9689 (kJ/kg) Khi đó tổn thất nhiệt độ vật liệu sấy mang đi: Qv= G2.Cv2 = (t2- t0) = 8748.0,92(120-25) = 764575,2 kJ/h [I-219] qv = = = 610,68 (kJ/kg ẩm) Tổn thất ra môi trường: Giả thiết tốc độ tác nhân sấy: Cũng như trong hầm sấy, đối với máy sấy thùng quay ta phải giả thiết tốc độ tác nhân sấy trong thùng. Sau khi tính xong lượng tác nhân sấy thực thì phải kiểm tra lại giả thiết này. Cơ sở để giả thiết tốc độ tác nhân sấy là tốc độ lý thuyết (w0). w0 chính là tỷ số giữa lưu lượng thể tích trung bình và tiết diện tự do của thùng sấy. Tiết diện tự do. Với = 20% ta có: Ftd = (1-). Ftd (m2) [I-219] Vậy Ftd= (1- 0,2).= (1- 0,2).= 0,8 = 2,51(m2) Tốc độ lý thuyết: w0 = = = 2,98 (m/s). Vì tốc độ tác nhân sấy thực phải lớn hơn w0 nên ta chọn w =3,5(m/s), b.Các dữ liệu cần thiết: Chấp nhận nhiệt độ lưu thể nóng. tf1= = = 235 (0C) Nhiệt độ lưu thể lạnh: Lấy tf2 = tmt = 250C. Tính lớp bảo ôn Chọn vật liệu bảo ôn là amiăng có = 0,11 (w/độ .m). Bài toán trở thành bài toán truyền nhiệt như sau: Ta chọn vật liệu làm thân thùng sấy là thép 12MX có chiều dày S = 0,005Dt S = 0,005.Dt = 0,005.2 = 0,01 (m) = 10(mm). Thép 12MX có = 50,2 (N/m.độ) = 7,82.103(kg/m3) Thùng sấy có: = = 1,01< 2 nên ta chấp nhận trao đổi nhiệt đối lưu giữa tác nhân sấy và môi trường qua vách phẳng. + Phía trong thùng sấy trao đổi nhiệt đối lưu cưỡng bức với tốc độ tác nhân sấy giả thiết: w = 3,5 (m/s). Khi đó hệ số trao đổi nhiệt đối lưu cưỡng bức giữa tác nhân sấy và bề mặt trong thùng là : 1 = 6,15 + 4,17.w (w/m2 kk) [I-219] Thay số ta có: 1 = 6,15 + 4,17.3,5 = 20,745 (w/m2K) Do đó: q1 = 1 (tf1-tw1) [w/m2] + từ ađ b: Dẫn nhiệt qua thân tháp có chiều dày: 1 = 10 mm, 1 = 50,2 (N/m. độ): 1 = 78,2.103 (kg/m3); q’1 =’1 (tw1- tw1’) (w/m2) + từ b đ c: truyền nhiệt qua lớp amiăng nên: qa= (tw’1 – tw’2) (w/m2) + từ c đ d: truyền nhiệt qua lớp CT3 có: lCT3 = 46,5 (N/m độ) Chọn: rCT3 = 7,8.103 (kg/m3) CT3 = 2mm q’2 = (tw2’ – tw1’) (w/m2) + từ d đ e: Trao đổi nhiệt đối lưu chảy rối nên: 2 = 1,715. (tw2- tf2)0,333 (m2/K) [I-220] q2 = 2(tw2- tf2) (w/m2) Như vậy nhiệt độ dòng điện phải thỏa mãn: q1 = q’1 = qa = q’2 = q2 . Đồng thời phải thỏa mãn phương trình truyền nhiệt: q = K (tf1 – tf2) [I-220] với K: hệ số truyền nhiệt. K= (w/m2độ) [III-3] Do tw1, tw2 đều chưa biết nên ta cần giả thiết: * Giả thiết tw2 = 1000c a2 = 1,715 (tw2 – tf2)0,333 = 1,715 (100 – 25)0,333 = 7,23 (w/m2 độ) q2 = a2. (tw2- tf2) = 7,23.(100 – 25) = 542,25 (w/m2 độ) Do q1 = q2 và q1 = a1 (tf1 – tw1) nên: tw1 = tf1 – = tf1- tw1 = 235 - = 208,860C. từ a đ b: q’1 = (tw1- tw1’) tw1’ = tw1 – q’1. Do q1 = q2 = q’1 nên ta có: tw1’ =208,86 – 542,25. = 208,750c từ c đ d: q’2 = .(tw2’ – tw2) tw2’ = q’2.+ tw2 Với q’2 = q2 ta có: tw2’ = 542,25.+ 1000C = 100,020C. từ b đ c : qa = .(tw1’ – tw2’) da = = Thay số : da = = 0,22 (m) = 2,2 (cm). Vậy ta chấp nhận da = 2,2 cm. *Tính K: K = = = 2,58 *tính q: q = K(tf1 – tf2) = 2,58(235 – 25) =541,8(w/m2) Kiểm tra:= = 0,08%. Vậy chấp nhận tw2 = 1000c Do ta chấp nhận q1= q2= q nên ta lấy: qtb = = = 542,025 (w/m2) *Diện tích bao quanh thùng sấy: F= p. Dtb. l +2..D2tb(m2) [I - 220] = 3,148.() = 56,83 (m2) *Tổn thất ra môi trường: Qmt = 3,6 .q.F (kJ/h) [I - 220] = 3,6 . 542,025 . 56,83 = 110891,81 (kJ/h) qmt = (kJ/kg ẩm). *Tổng tổn thất nhiệt: qm = qv + qmt = 610,68 + 88,57 = 699,25 (kJ/kg ẩm). Chương III: Quá trình sấy thực tế. *Tính giá trị : = Ca.to - qm = 4,186.25 – 599,25 = 594,6 (kJ/kg ẩm). Các nhân tố của tác nhân sấy sau quá trình sấy thực: 1.Xác định lượng chứa hơi d2: Để tính toán được d2 trước hết ta tính nhiệt dung riêng dẫn xuất của tác nhân sấy trước quá trình sấy C(d1). Ta có: C(d1) = CpK + Cpa.d1 (kJ/kgKkk) [I - 221] Cpa: nhiệt dung riêng hơi nước: Cpa = 1,842(kJ/kgK) CpK: nhiệt dung riêng khói khô: CpK = 1,004 (kJ/kgK). C(d1) = 1,004 + 1,842 . 0,033 = 1,065(kJ/kgKkk) Vậy: d2 = d1+ (kg ẩm/kg kk) [I - 221] = 0,033 + Mặt khác: i2 = 2500 + 1,842.t2 = 2500 + 1,842.120 = 2721,04 (kJ/kg ẩm) d2 = 0,033 + = 0,107(kg ẩm/kg kk). 2. Xác định Entappi I2: I2 = CpK.t2 + d2.i2 (kJ/kg kk) [I - 221] = 1,004.120 + 0,107.2721,04 = 411,63 (kJ/kg kk). 3. Xác đinh độ ẩm tương đối q2: G2 = = Vậy G2 = 7,4%. Lượng tác nhân sấy thực tế: l = (kg kk/kg ẩm) Từ đó ta có: l = l.w = 13,51.1252 = 16914,52 (kg kk/h). = 4,7 (kg kk/s). Lưu lượng thể tích trung bình trong quá trình sấy thực: Lưu lượng thể tích ở trước quá trình sấy VB. Phần trước chúng ta đã có thể tích của 1 kg khói khô ở trạng thái t1 = 3500c và = 0,0184% là vB = 1,8 m3/kg. Do đó: VB = vb.l = 4,7.1,8 = 8,46 (m3/s) Lưu lượng tác nhân sấy sau quá trình sấy thực với t2= 1200C và độ ẩm tương đối (I-350) Ta có vc= 1,221 (m3/s) VC = vc.l = 4,7.1,221 = 5,74 (m3/s) Lưu lượng thể tích trung bình trong quá trình sấy thực: Vtb = (m3/s) = 25560 (m3/h). Kiểm tra tốc độ tác nhân sấy: w = (m/s). Do w tính được khá chênh lệch với w giả thiết. Nên ta cần chọn lại w. Chọn w = 3(m/s) ta quay lại tính lớp bảo ôn ta được : K = 2,55 = 7,4% q = 535,5(w/m2) w = 2,83(m/s) d2 = 0,107 (kg ẩm/kg kk) Vận tốc tính được là 2,83 rất gần với w = 3 (m/s). Vậy ta chấp nhận w = 3(m/s) là hợp lý. Tính toán lượng sấy thực : Lượng nhiệt tiêu hao : q = l.(I1-I0) (kJ/kg ẩm) [I - 222] = 13,51.(411,63-68,383) = 4637,267 (kJ/kg ẩm). Lượng nhiệt có ích : q1 = i2 - Ca.tvl1 (kJ/kg ẩm) [I - 222] = 2721,04 – 4,186.25 = 2616,4 (kJ/kg ẩm). Tổn thất nhiệt do tác nhân sấy mang đi : q2 = l.C(d0).(t2 - t0) (kJ/kg ẩm) [I - 222] = 13,51.(411,63-68,383) Mà