硫酸钾流化床干燥器设计计划书

1 硫酸钾 流化床干燥 器设计计划书 第一章 概 述 化床干燥的特点 干燥技术是一门跨学科、跨行业、具有实验科学性的技术。传统的干燥器主要有箱式干燥器、隧道干燥器、转同干燥器、带式干燥器、盘式干燥器、桨叶式干燥器、流化床干燥器、喷动床干燥器、喷雾干燥器、气流干燥器、真空冷冻干燥器、太阳能干燥器、微波和高频干燥器、红外热能干燥器等。干燥设备制作是密集型产业，我国的国产干燥设备价格相对低廉，因此具有较强的竞争力。 主要包括： （ 1）物料静止型或物料输送型干燥器 ； （ 2）物料搅拌型干燥器 ； （ 3）物料热风输送型干燥器 ； （ 4） 物料移动状态 ； （ 5）辐射能干燥器 将大量固体颗粒悬浮于运动着的流体之中，从而使颗粒具有类似于流体的某些表观特性，这种流固接触状态称为固体流态化。流化床干燥器就是将流态化技术应用于固体颗粒干燥器德 一种工业设备，目前在化工、轻工医学、食品以及建材工业中得到广泛的应用。 流化干燥器又名沸腾干燥器，是固体流态化技术在干燥器上的应用。流体自下而上通过 颗粒堆成的床层时，若气流速度 较低，则床层仍维持原状，气流从颗粒间空隙流过，这种床层称为固定床。速 u 提高到大于某一临界值 为起始流化速度）后，颗粒推理 其原来的位置在流体中浮动，并在床内无规则的运动，这种床层称为流化床。 在流化床内，由于颗粒分散并做不规则运动，造成了气固两相得良好接触，加速了传热和传质的速度，而且床内温度均匀便于准确控制，能避免局部过热。设备结构简单、紧凑，容易使过程连续化，固得到较广泛的应用。 为了改善产品质量，生产上常采用卧式多室流化干燥器，干燥室的横截面做成长方形，用垂直挡板分隔成多室（一般为 48 室），挡板与多孔板之间留有 2 一定间隙（一般为几十毫米），使物料能顺利通过。湿物料自料斗加入后，一次有第一室流到最后一室，在卸出。由于挡板的 作用，可以使物料在干燥器内的停留时间趋于均匀，避免短路。并可以根据干燥的要求，调整各室的热、冷风量以实现最适宜的风量与风速。也可在最后一、二室内只同冷风，以冷却干物料。干燥室截面在上部扩大，一减少粉尘的带出。 流化床干燥器还 可以做成多层式。以卧式多室流化床干燥器相比，其优点是热效率较高。但由于压降打，而且物料由上以层流到下一层的装置较复杂，生产上不如卧式用得广泛。 流化床干燥有以下特点： 1）由于流化床内温度均一，并能自由调节，故可得到均匀的干燥产品。 2）因热传递迅速，所以处理能力大。 3）由于滞留时间 可在几分钟几小时范围内任意选定，故可生产含水分极低的干燥制品。 4）因流化床具有相似于液体的状态和作用，所以处理容易。此外，物料输送简单。 5）装置无运动部件，结构简单，运转稳定。但被处理物料的形状和粒径有一定限制。 6）不适用于易粒结或结状的物料。 计方案简介 一、设计任务所要求的内容 （见附 设计任务书） 二、主体设备的选择 考虑到本设计的要求：物料呈颗粒状，圆球形，处理量为 30000 吨 年（以干燥产品计）颗粒平均直径在 200 微米。本设计采用流单层圆筒型流化床干燥器来干燥物料，可以减少干燥管的高度 和节省设备的成本。相对快速运动，增强了干燥的效果并减少了干燥时间。计算管的高度与管径时所需的公式与参数，可由参考文献查得。具体计算见设计书。 三、辅助设备的选择 辅助设备在干燥中起着关键的作用。加料装置的选择必须考虑到所加物料的湿度、颗粒的大小和物料的处理量，因此，综合考虑选择装置，可以用旋转式加料装置。风机和热风加热装置的选择稍微有点难， 3 因为没有具体的数据可以选择使用，为了节省整个装置的成本，我们可以选择有同样功能的标准设备，此具体的风机没有，我们就可以选择稍大的现有的标准风机来代替。至于分离装置的， 因为是要求达到环保的排放标准，必须选择能处理极小粒径的，例如，旋风分离器，其他离粒径在 5 微米左右，排放出的颗粒基本达到要求，不需要再安装更好的布袋分离器，同时也可以节省成本。 四、整个装置的流程 流程图见附录。风机提供出所需要的风量，经热风加热器到需要的温度后，送入主体设备并带着加入的物料往上走进行干燥过程。因为颗粒有自身的重量要往下运动，就与向上的热风形成逆流运动，加大了干燥的效果。运动流化床干燥装置，减少了干燥的时间和主体设备的高度。最后由分离设备分离器出需要的干物料，并排出难分离的颗粒。 五、具体的 计算与装置的选择见下面的设计书。 4 第二章 工艺计算及主体设备设计 知的基本条件 料的基本参数 生产能力（进料量） 万吨 年（以干燥产品计） 颗粒平均粒径 =200 微米 物料密度 32 6 6 2 /s k g m 要求物料从 （湿基），干燥至湿基 %1)%(15 21 物料进口温度 251 气的基本参数 干燥介质 湿空气 离开预热器温度 75 气体出口温度可选 0 物料出 口温度可选 2 45 热源 饱和蒸汽，压力自选 操作压力 常压 料衡算和热量衡算 料衡算 干燥器生产能力 4 1 6 77 2 0 0 103 0 0 0 032 湿物料量 4 8 5 3%)151(%)11(4 1 6 7)1()1(1221 5 水分蒸发量 6864 1 6 74 8 5 321 发水消耗热量 Q1 86)(61201 加热物料消耗热量 物料出口湿度可认为 稍低气体出口湿度基本相等，可认为2 45 则 545( 12222 其中 )/(1 3 91 3 ( 22 s )/(132.0 s 总的热消耗量 Q, 体设备的计算 需的气体量 L 气体比热容按平均温度 65 计算 )/( 则所需的气体量 (81240)5075( 5211绝干空气 6 气状态的确定 这里要求 确定 后由 2 已知 0 ，从 中可查得：2 3 8 % 8 0 % 故 排气后经除尘设备不会产生由冷凝水的现象。 体力学计算 阿基米德数 3 432 5 2( 2 1 0 ) 2 6 6 2 9 . 8 557( 1 . 8 5 1 0 ) 1 . 0 9 5 这里定性温度 t=50 该温度下气体的运动粘度为 521 . 8 5 1 0 /gv m s32 7 3 2 7 31 . 2 9 5 1 . 2 9 5 1 . 0 9 5 /2 7 3 2 7 3 5 0g k g 按 计算临界速度据 5 5 7 , 0 查得： 55533 07 1 0 1 . 8 5 1 0 2 6 6 2 9 . 8 0 9 50 . 0 3 1 /y f v 则 流化速度 5 0 流化数可按下式确定： 133 53 1 0 1 6 . 27 1 0 其中 和 557从 查得： 13 10流化床层空隙率核算： 7 450 . 5 0 2 2 1 0 5 . 4 31 . 8 5 1 0pe 2 21 8 0 . 3 6 1 8 5 . 4 3 0 . 3 6 5 . 4 3 0 . 7 1557 则固体床层空隙率013931 1 0 . 4 7 72662 其中假比重 31 3 9 3 /b kg m 化床层高度的计算 一般取静床层高度0 100h 这里取0 150h 001 1 0 . 4 4 70 . 1 5 0 . 3 11 1 0 . 7 5h h m 层直径的计算 先确定床层的面积： 0 0 2 4 03 6 0 0 2 x 其中 2322334 . 6 5 1 0 ( 2 7 3 ) ( 0 . 6 2 2 )4 . 6 5 1 0 ( 2 7 3 5 0 ) ( 0 . 6 2 2 0 . 0 3 0 8 0 )0 . 9 8 / (xV t xm k g 干 空 气 ）空气速度 u 根据化工厂实验数据，一般 ，这里取 u m s 则床层直径 实际取床层直径为 离段直径 789.0 8 其中： 1 干燥后的硫酸钾最小粒径为 4m i n 1 1 0，这里 1 10 m 的颗粒的带出速度，为了要使这种粒子沉降下来，其速度要低于 先计算粒径为 41 10 m 粒子的 ut 4 0 352(1 1 0 ) 2 6 6 2 9 . 8(1 . 8 5 1 0 ) 1 . 0 9 56 9 . 9 当 1 . 0 , 6 9 . 6时，从图中可查得李森科准数为： 故 3 y f g v 3 50 . 2 5 1 . 8 5 1 0 2 6 6 2 9 . 81 . 0 9 50 . 4 7 9 / 所以 s 则分离段直径为： 8 实际分离段直径取 备高度的计算 分离段高度1 9 可根据 1曲线图来确定 ，当 0 . 5 0 2 , 3 4 0 0u D m m 时， 查得 1以1 3 4 0 0 1 . 4 4 7 6 0H m m 扩大段直径应根据实际需要来确定，有一半的经验，扩大段高度22 3800 m m又床层高度 0 3 1 0h m m m 故该设备的总高度为12 4 7 6 0 3 8 0 0 3 1 0H H H h 总8870 布板开孔率 分布板实际开孔率确定可按下列方法进行计算： 先计算床层压降1 ) 20 . 3 1 (1 0 . 7 ) 2 6 6 22 3 9 . 3 /k g m 分布板孔速0 02 其中比例系数 1334C ，先取 13C 则 01 2 9 . 8 2 3 9 . 33 1 . 0 9 5u 若按实际操作速度 s 来考虑，则开孔率为： 01 . 2 5 . 52 1 . 8 若取 C 34，则 03 2 9 . 8 2 3 9 . 34 1 . 0 9 5u 10 则开孔率为： 01 . 2 2 . 44 9 . 1 粒在流化床层中平均停留时间 0122 2 8 . 6 4 0 . 1 5 1 3 9 33 1 9 8 2 7 7 8 =11 第三章 辅助设备的选择 料供给器的选择 由生产任务可知，所干燥的物料为散状粒，圆球形。可选用星型加料器，旋转式星形供料器的供料量 G(kg/h)可按下式计算： 60G q n 式中 q 转子旋转一周排除的物料量， kg/r n 转子转速， r/ 容积效率 一般取 =这里取 =该供料器的理论供料量1 31980 . 8 =h 这里可选用供料量为 4000 kg/h 的旋转式星型供料器。 气预热器 计算空 气预热器每小时所提供的热量可按下式： 1 0 1 1 0( ) ( ) ( )p g p I I L C C H t t 重庆地区年平均相对湿度 =78，平均气温0t=30 ， 则湿度 H= 总 510 得0t=30 时，a 所以 Q =410 1 . 0 0 7 + 1 0 9 2 5 0 . 0 2 1 2 3（ ） 8 30（ ） =610 kJ/h 考虑设备的热损失，以计算值增加 15作为空气预热器的最大供热量 12 则 600Q = Q 1 + 1 5 = 1 . 9 9 6 1 0 1 . 1 5总 （ ）0 kJ/h 故应该选用每小时大约可产生 106kj/h 的加热炉进行加热 风机和抽风机 当风量 4L 3 . 8 1 1 0 k J / h 时 即 4 30 . 9 5 L 3 . 8 1 1 0 0 . 9 5V = 6 0 3 / m i 6 0 m故送风机的送风量应为 610 3 /考虑到有少量大气漏入，抽风机的排风量应为 620 3 /集器 为了获得较高的固体回收率，同时减少不必要的设备投资，拟用标准型分离器。一般选用旋风分离器，其分离效率很高，能分离的最小粒径在 5 m 左右，基本满足环保排放的标准，故不需要用更精细的分离设备。这里应该采用一台直径为 1200旋风分离器对飞粉进行捕集，由旋风分离器捕集下来的粉末可直接作为产品。 13 第四章 对设 计 的评述 单层圆筒型流化床干燥器有处理量大，热效率高（ 60 80），密封性好，传动机械不接触物料，不会有杂质混入，经济等优点，特别适合处理表面水分的干燥，因此在化工的干燥技术中经常用到。此次设计的重点是在其主体设备的计 算和辅助设备的选择。由于在主体设备的计算和辅助设备的选择中，有许多的不确定因素，我们在设计时对其进行了以下的假设： 主体设备的计算中，粒子为圆球形，颗粒在干燥过程中，由于除去水分而引起颗粒的大小的改变及重度忽略不计，在流化床干燥器中，颗粒均匀悬浮分布于气流中，无互相黏结现象，颗粒在进入气流干燥管后，颗粒浓度对其运动轨迹的影响忽略不计。根据很多资料最终假设了物料干燥后的直径为 1料的假比重没有查到，根据其他于硫酸钾相似物料估算出了假比重，可能不够准确，再有就是气体和物料的进口温度选定可能于实际中的有差别 ，造成一定误差。像设备的高度计算，有的部分由长期的经验而得到，例如扩大段高度就近似取了扩大段的直径。因此可能会有一些不够理想的地方。 在辅助设备的选择中，只是大致的计算出一些设备所能提供的工艺要求，并没有明确选择出所需要设备的型号，并考虑到设备的成本等问题大致对其进行了选择，可能会出现一些考虑不到的问题。 在整个设计过程中，思路与方法是正确的。因此，对整套设备的设计，基本上是合理的。 14 参考文献 1. 陈敏恒，丛德兹等 . 化工原理 (上、下册 )(第二版 ). 北京：化学工业出版社，2000. 2. 大连理工大学化工原理教 研室 . 化工原理课程设计 . 大连：大连理工大学出版社， 1994. 3. 柴诚敬，刘国维，李阿娜 . 化工原理课程设计