CC BY
76
УДК 664
Заведующий лабораторией В.В. Ананских, старший научный сотрудник В.М. Чесноков
(ФГБНУ ВНИИ крахмалопродуктов) тел. (495) 557-15-00 E-mail: vniik@arrisp.ru
Chief of laboratory V.V. Ananskikh, senior research scientist V.M. Chesnokov
(All-Russian Research Institute for Starch Products) phone (495) 557-15-00 E-mail: vniik@arrisp.ru
Паровой смеситель для клейстеризации крахмала в разжижающей установке
Vapor mixer for gelatinization of starch in liquefying station
Реферат. Гидролиз крахмала является основным технологическим процессом в производстве сахаристых продуктов. Кислотный гидролиз крахмала с применением соляной кислоты осуществляется быстро, но не позволяет проводить полный гидролиз, а также получать продукты с заданным углеводным составом. Биоконверсия крахмала обеспечивает устранение указанных недостатков. При получении сахаристых веществ из крахмала с помощью ферментов гидролиз крахмала осуществляется двухстадий-ным способом. На первой стадии - разжижении крахмала происходит резкое увеличение вязкости продукта, требующее высокоинтенсивного перемешивания. Разжижающая установка состоит из разварника, выдерживателя, регулятора давления и испарителя. Разварник крахмала является её основной частью, в нём крахмал быстро переходит в растворимое (клейстеризованное) состояние и частично разжижается путём инжектирования крахмальной суспензии потоком водяного пара давлением не менее 0,8 МПа. Для определения конструктивных размеров смесителя для разваривания крахмала проведены тепловой и гидравлический расчёты. При этом основными задаваемыми гидравлическими параметрами являются: перепад давления на смесителе, давление пара на входе в смеситель, суточная производительность установки по патоке M, расход продукта (крахмальной суспензии), диаметр входного сечения насадка для пара. Цель расчёта - определение расхода пара M1, диаметра d2 выходного сечения конфузора инжектора, длины h участка клейстеризации. Для теплового расчёта использована формула Шухова совместно с уравнением теплового баланса для процесса клейстеризации. Численное решение полученных с принятыми допущениями уравнений, приведённое в прикладном математическом пакете MATHCAD, для М = 50 т/сут даёт требуемый суточный расход пара M1 = 14,446 т. При гидравлическом расчёте для перепада давления на смесителе использована теорема Бернулли. При решении полученных уравнений с помощью MATHCAD найдены диаметр выходного сечения конфузора d2 = 0,023 м, давление в камере смесителя p2 = 3,966-105 Па, l2 = 0,128 м. Разработанная методика расчёта используется для определения конструктивных параметров струйного разварника непрерывнодействующих осахаривателей крахмала любой производительности.
Summary. Starch hydrolysis is main technological process in production of starch sweeteners. Acid hydrolysis of starch using hydrochloric acid is carried out very fast but it does not allow to carry out full hydrolysis and to produce products with given carbohydrate composition. Bioconversion of starch allows to eliminate these limitations. At production of starch sweeteners from starch using enzymes starch hydrolysis is carried out in two stages At first starch - starch liquefaction the rapid increase of viscosity takes place which requires intensive mixing. Liquefying station consists of jet-cooker, holder, pressure regulator and evaporator. Jet-cooker of starch is its main part, starch is quickly turns into soluble (gelatinized) state and it is partially liquefied by injection of starch suspension by flow of water vapor under pressure not less than 0,8 MPa. Heat and hydraulic calculation were carried out in order to determine constructive sizes of mixer for cooking of starch. The main hydraulic definable parameters are pressure drop in mixer, vapor pressure at mixer inlet, daily capacity of station by glucose syrup M, product consumption (starch suspension), diameter of inlet section of vapor nozzle. The goal of calculation was to determine vapor consumption M1, diameter d2 of outlet section of con-fuser injector, length h of gelatinization section. For heat calculation there was used Shukhov's formula along with heat balance equation for gelatinization process. The numerical solution obtained with adopted assumptions given in applied mathematical package MATHCAD, for M = 50 t/day gives required daily vapor consumption M1 = 14,446 т. At hydraulic calculation of pressure drop in mixer there was used Bernoulli's theorem. Solving obtained equations using MATHCAD found diameter of outlet section of con-sufer d2 = 0,023 м, vapor pressure inside of mixer p2 = 3,966 105 Па, h = 0,128 м. Developed method of calculation is used to determine constructive sizes of jet-cooker of continuously operated starch saccharification process of any capacity.
Ключевые слова: крахмал, гидролиз, биоконверсия, разжижение, осахариватель, тепловой расчет, гидравлический расчет, непрерывно действующий осахариватель.
Key words: starch, hydrolysis, bioconversion, liquefaction, heat calculation, hydraulic calculation, continuously operated saccharification tank.
© Ананских В.В., Чесноков В.М., 2015
При получении сахаристых веществ из крахмала с помощью ферментов гидролиз крахмала осуществляется двухстадийным способом. Вначале проводится разжижение крахмала, а затем его осахаривание. Разжижение крахмала осуществляется в разжижающей установке, состоящей из разварника, выдержи-вателя, регулятора давления и испарителя [1]. Основной частью всей разжижающей установки является разварник крахмала, с помощью которого крахмал быстро переходит в растворимое (клейстеризованное) состояние и частично разжижается. Основной вид струйного разварника, или парового смесителя представлен на рисунке 1.
ь
Рисунок 1. Вид струйного разварника:
1 - патрубок подвода крахмальной суспензии;
2 - патрубок подвода пара; 3 - сопло для создания струи пара; 4 - камера смешения; 6 - выходной патрубок
Принцип работы разварника заключается в подаче суспензии крахмала в струю пара, движущегося с большой скоростью. При этом крахмал быстро клейстеризуется и частично разжижается [2].
Подготовленная к разжижению крахмальная суспензия непрерывно попадает в строго определенном количестве через патрубок 1 в поток водяного пара, движущегося через сопло 3 в камеру смешения 4. Пар с давлением на входе не менее 0,8 МПа подается через патрубок 2. Соотношение объемов пара и крахмальной суспензии, подаваемых в камеру смешения 4, должно обеспечить температуру смеси на уровне 105-110 оС [3]. В это время крахмал, находящийся в суспензии, переходит в растворимое состояние (клейстеризуется) и выходит через патрубок 5 в выдерживатель.
Для определения конструктивных размеров смесителя для разваривания крахмала необходимо провести тепловой и гидравлический расчёты. При этом основными задаваемыми гидравлическими параметрами являются: перепад давления на смесителе Ар = рг -р4, давление пара на входе в смеситель рг, суточ-
ная производительность установки по патоке М , секундный расход продукта (крахмальной суспензии) q2, диаметр dг входного сечения насадка для пара.
Основными тепловыми параметрами являются: начальная температура продукта Тг в зоне клейстеризации, температура продукта Тз в зоне клейстеризации, температура пара на входе в смеситель То.
Целью расчёта является определение суточного расхода пара Мг, диаметра d2 выходного сечения конфузора, длины 12 участка клейсте-ризации (рисунок 1).
1. Тепловой расчёт
Определим температуру пара Т2 в выходном сечении участка 1г цилиндрической части трубы, находящейся в камере смесителя, и суточный расход пара. Для этого используем формулу Шухова [4] совместно с уравнением теплового баланса для процесса клейстериза-ции. Принимая, что на участке 1г стенки трубы имеют температуру продукта в камере смесителя, получим на основании формулы Шухова:
т2 = Т +(Т - Т )■
Л^уК I
Ср■ р ■ q
(1)
где К- коэффициент теплопередачи; Ср - коэффициент теплоёмкости пара при постоянном давлении; рг - плотность пара; qг - секундный расход пара.
Уравнение теплового баланса для процесса клейстеризации имеет вид:
М ^ - С ■ Т )=1,1 + Q2), (2)
где Мг - суточный массовый расход пара, i - теплосодержание пара, Сг - удельная теплоёмкость конденсата, Qг - количество тепла, требуемое на нагревание продукта от начальной температуры Тг в камере смесителя до конечной температуры Тз в зоне клейстеризации 12, Q2 - количество тепла требуемое на клейсте-ризацию продукта, 1,1 - коэффициент, учитывающий потери тепла.
Величины Мг, Qг и Q2, и определяются по следующим формулам:
(3)
(4)
(5)
М1 = 3600 ■ ■ Р1 ■ t, б1= М2-С2-(Т -ТX Q2 = 154 ■ М3,
где t - время работы установки в сутки,
М ■т
М 2 =■
п
(6)
е
М2 - масса крахмальной суспензии с содержанием сухих веществ по; С2 — удельная теплоёмкость продукта; 154 кДж/кг — количество тепла, требуемое для клейстеризации 1кг продукта; т — расход в кг абсолютно сухого крахмала на 1 т патоки; Мз - количество абсолютно сухого крахмала, требуемого к переработке в сутки:
M3 = M •m
(7)
Величина m в кг определяется по эмпирической формуле:
m = 780,979 + 31,188 •e
-0,055M
(8)
Подстановкой в (2) выражений М1 из (3), Т2 из (1), Ql с учётом (6) и (8) из (4) и Q2 с учётом (7) и (8) из (5) получим уравнение для определения секундного расхода пара ди
3600 • q1 • P1 • t • |i — c1
—11 (Ql + Q2 ) = 0
Tl + (T — Tl )• e
n dl K i]
cp pi q
. (9)
Для численного решения этого уравнения используем следующие данные:
р1 = 0,6 кг / м3, t = 22 ч , i = 2729 кДж / кг,
c1 = 4,19кДж/кг-град, Т1 = 35°С,
Т0 = 155° С, d1 = 0,05 м,
K = 0,0233 кДж/ м2 - с - град, l1 = 0,3 м,
ср = 2,14 кДж / кг-град,
с2 = 3,12 кДж / кг-град, п0 = 0,38,
М = 50 т / сутки .
Численное решение уравнения (9), приведённое в математическом пакете MATHCAD, даёт для секундного расхода пара величину qi = 0,304 м3/с, а на основании (3) для суточного количества пара - величину Mi = 14,446 т.
Из решения (9) и формулы (1) также следует, что температура пара T2 в конце участка li мало отличается (меньше, чем на один градус) от начальной температуры To на входе в смеситель. Поэтому в уравнении теплового баланса (2) температуру T2 можно заменить на To.
2. Гидравлический расчёт
Исходим из того, что заданный перепад давления на смесителе Ар равен сумме перепадов давления Api на конфузоре и Ар2 на диффузорном участке l2, т. е.
Ap = Ap] +Ap2
(10)
Перепад давления Api находится по теореме Бернулли. При этом, в силу малой вязкости пара, пренебрегаем потерями давления на преодоление сил вязкого трения на конфузоре и участке li. Выражая скорости пара в сечениях с диаметрами di и d2 через расход пара qi, получим:
Api = PI — P2 =
8 pr ql
n
1 1
Л
dл di
V" 2
(11)
1 J
Определить перепад давления Ap2 значительно сложнее, поскольку на участке клейстеризации ¡2 продукт имеет большую вязкость, а значит, на этом участке нельзя пренебречь потерями напора на преодоление сил вязкого трения. Кроме того, неясен характер течения (ламинарное или турбулентное) продукта на этом участке.
Для определения характера течения продукта на участке ¡2 примем во внимание, что на этом участке имеем диффузорный канал с небольшим углом конусности а ~ 5° = ж/36. Поэтому найдём число Рейнольдса для такого канала так же, как и для цилиндрического канала,
но по некоторому среднему диаметру d .
Определим расход продукта на участке ¡2, считая, что на этом участке весь пар сконденсировался и превратился в воду с температурой, равной температуре клейстеризации продукта T3. Тогда секундный расход q продукта на участке ¡2 будет складываться из расхода крахмальной суспензии q2 и расхода qie воды с температурой Тз.
При этом q2 =_M_, (12)
2 3,6-Р2-t где р2— плотность продукта в зоне клейстериза-ции, а из закона сохранения массы воды и пара
Ч1в =
ql •Pl
Pie
(13)
где р1е — плотность воды при температуре Тз. Тогда
м2 , д-Р
q = q2 + q^ =■
■ + ■
(14)
3,6 - А2^ А. Выражая число Рейнольдса через расход д и средний диаметр d , найдём
2-Р2-д
R2 =
n • /л2 •d
(15)
где ц2 - коэффициент вязкости продукта в зоне клейстеризации. Численные расчёты
4
по формулам (12)-(15) приведены в математическом пакете MATHCAD. Рассчитанное по среднему диаметру d = 0,04 м, плотности р2 = 1173,4 кг/м3 и вязкости /2 = 0,5 Пас число Рей-нольдса равно R2 = 48218. Это значение значительно меньше критического для цилиндрической трубы. Поэтому следует ожидать, что и для слабо расширяющегося диффузорного канала при найденном числе Рейнольдса течение будет ламинарным.
Используя условие ламинарности течения на участке 12, найдём перепад давления Др2 двумя способами: 1-й способ - использование точного решения для течения вязкой жидкости в диффузоре [5], и 2-й способ - использование экспериментальной формулы для определения коэффициента сопротивления диффузора [5].
При первом способе находим, согласно [3], потерю давления Др '2 на преодоление сил вязкого трения:
Ар'2 = 2 ■ /и2 С (1 - 3^2 в)\\ - , (16)
I Г4 Г3 )
где гз и Г4 - расстояния от вершины конуса О (рисунки 1, 2) вдоль его образующей сечений соответственно диаметрами dз и d4, 9 - угловая сферическая координата (0< 9 < а), а - половина угла раствора конуса (рисунки 1, 2),
C =
q
2 • л • (l - cos а)2 • (2 • cos а +1)
, (17)
Примем во внимание, что в диффузор-ном канале с малым углом конусности давление слабо зависит от угла 9. Поэтому в любом
сечении этого канала давление будет практически такое же, как и при 9 = 0, т. е. на его оси.
Рисунок 2. Конус, образующий сечение по диаметрам dз и d4
Преобразуем выражение (16) с учётом (17), полагая в нём 9 = 0 и выражая расстояния
Г3 и Г4 через диаметры соответствующих сечений (рисунок 2) по формулам:
. В результате получим:
d.
dЛ
2sin а
Др2 =--
2 sin а
16• /2 •q•sin а
(l - cos а)2 • (2 cos а +1)
л •
11
v d\
d-
(18)
3 j
Величина диаметра dз должна выбираться в зависимости от диаметра d2 так, что
dз = п • d2 (19)
при п >1. Полный перепад давления Др2 на участке 12 найдём по теореме Бернулли для реальной жидкости [5].
Р2 +
Р2 • из 2
= Р4 +
Р2 • U4 2
+
Др2 , (20)
где р4 - давление на выходе из диффузора; из, и4 — соответственно скорости продукта на входе и на выходе (рис.1). Выражая скорости из, и4 через расход q и учитывая (18) и (19), находим из (20):
Др2 =
8-Р2•q2 ( 1
л
1
т4 4 >4
vd4 n •dj j
16• /2 •q•sin3а
л•(!-cosа) •(2cosа +1)
J_
V d4
1
n3 d
Полный перепад давления Др2 на смесителе согласно (10), (11) и (21) равен
Др =
8 р •qf
8^Р2 q2
1
1
4 74
d4 n • d2
Уравнение (22) решалось численно с помощью прикладного математического пакета MATHCAD относительно выходного диаметра конфузора d2 при следующих дополнительных данных: d4 =0,05 м, а~5° = ж/36, Ар = 1,5105 Па, n = 1,2. Найденный диаметр выходного сечения конфузора d2 = 0,023 м. Давление в камере смесителя p2 = 3,966 105 Па. Длина участка клейстеризации ¡2 = 0,128 м.
При втором способе перепад давления на участке клейстеризации ¡2 находится с помощью теоремы Бернулли для реальной жидкости с учётом потерь напора, который
16 • // • q sin3 а
л (1 — cos а) •(2cosа + l)
1
2 j
1
d4 n • d2
(21)
(22)
рассчитывается по коэффициенту сопротивления в диффузоре [5]. В этом случае получим:
р , Р2 и' _ р . Р2 ■ и2 ^ Р2 ■и2 , (23) р + 2 =р4 + 2 + ^ 2
где £ — коэффициент сопротивления диффузора, который согласно [3] равен:
4 = k
1—1 df
(24)
где коэффициент k зависит от угла а и для значения а = 5о равен £ = 0,16.
3
2
2
Выполнив в равенстве (23) те же преобразования, что и для первого способа, найдём из него перепад давления на участке Ь:
= ^ •( ± - £ 1 +1,28 -
1
Р2 -д
ж2 - dt
(25)
Полный перепад давления на смесителе согласно (10), (11), (19) и (25) равен:
ар = 8p-g!2-[_!-_l| +8-q2 | 1
+1,28-
n - d.
d24 d14
2
d44 n d24 ) (26)
P2- q
2 4 i4
ж -n - d2
Расчёт величин d2, p2 и ¡2, и, проведенный в соответствии с (26), полностью совпадает с теми результатами, которые были получены ранее на основании решения (22). Это объясняется тем, что падение давления Api на конфузоре (первое слагаемое в (22) и (26)) значительно превышает падение давления Ap2 на диффузоре (второе слагаемое в (22) и (26).
На основе проведенных теплового и гидравлического расчётов разработана методика расчёта для определения конструктивных параметров струйного разварника непрерывно-действующих осахаривателей крахмала любой производительности.
ЛИТЕРАТУРА
REFERENCES
1 Лукин Н.Д., Бородина З.М., Лапидус Т.В. и др. Исследование процесса биоконверсии натив-ного кукурузного крахмала с применением различных амилолитических ферментов // Достижения науки и техники АПК. 2011. № 12. С. 74-76.
2 Лукин Н.Д., Бородина З.М., Папахин А.А. и др. Исследование действия амилолитических ферментов на нативный крахмал различных видов в гетерогенной среде // Достижения науки и техники АПК. 2013. №10. С. 62-64.
3 Голованчиков А.Б., Шагарова А.А., Дулькина Н.А., Даниличева М.В. Разработка комбинированный смесителей для перемешивания жидких гетерогенных систем // Известия ВолгГТУ. 2013. №1 (104). С. 94-99.
4 Голованчиков А.Б., Шагарова А.А., Дулькина Н.А., Коржова М.В., Осауленко Г.И. Смеситель для перемешивания высоковязких неньютоновских жидкостей, эмульсий и суспензий // Известия ВолгГТУ. 2012. № 4 / ВолгГТУ. С. 128-129.
5 Алфёров A.C. Экспериментальные исследования процесса смешивания сухих и жидких компонентов комбикормов // Вестник Алтайского ГАУ. 2012. №10. С. 115-118.
1 Lukin N.D., Borodina Z.M., Lapidus T.V. et al. Study of bioconversion of native corn starch using different amylolytic enzymes. Dostizheniya nauki i tekhniki APK. [Achievements of Science and Technology of Agro-industrial Complex], 2011, no. 12, pp. 74-76. (In Russ).
2 Lukin N.D., Borodina Z.M., Papakhin A.A. et al. Study of amylolytic enzymes action upon native starch of different kinds in heterogeneous medium. Dostizheniya nauki i tekhniki APK. [Achievements of Science and Technology of Agro-industrial Complex], 2013, no. 10, pp.62-64. (In Russ).
3 Golovanchikov A.B., Shagarova A.A., Dulkina N.A., Danilicheva M.V. Development of combined mixers for mixing liquids in heterogeneous systems. Izvestiya VolgGTU. [Proceedings of VolgSTU], 2013, no. 1 (104), pp. 94-99. (In Russ).
4 Golovanchikov A.B., Shagarova A.A., Dulkina N.A., Korzhova M.V. et al. Mixer for mixing high-viscosity non-newton liquids, emulsions and suspensions. Izvestiya VolgGTU. [Proceedings of VolgSTU], 2012, no. 4, pp. 128-129. (In Russ).
5 Alferov A.S. Experimental studies of mixing of dry and liquid components of animal feed. Vestnik Altaiskogo GAU. [Proceedings of Altai SAU], 2012, no. 10, pp. 115-118. (In Russ).
2
4
1
ж
ж
1
d
4
