流化床干燥器固体流态化技术设计书

1 流化床干燥器固体流态化技术设计书 第一章 概述 第一节 流化床 干燥 的特点 将大量固体颗粒悬浮于运动这的流体之中，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的一种工业设备，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。 流化干燥又名沸腾干燥，是固体流态化技术在干燥上的应用。流体自下而上通过由固体颗粒堆成的床层时，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。当流速 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而在流体中浮动，并在床内无规则地运动，这种床层称为流化床。 在流化床内，由于颗粒分散并作不规则运动，造成了气固两相的良好接触，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。设备结构较简单、紧凑，容易使过程连续化，故得到较广泛的应用。 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 4 8 室），挡板与多孔板之间留有一定间隙（一般为几十毫米），使物料能顺利通过。湿物料自料斗加入后，依次由第一室流到最后 一室，再卸出。由于挡板的作用，可以使物料在干燥室内的停留时间趋于均匀，避免短路。并可根据干燥的要求，调整各室的热、冷风量以实现最适宜的风温与风速。也可在最后一、二室内只通冷风，以冷却干物料。干燥室截面在上部扩大，以减少粉尘的带出。 流化床干燥器还可以做成多层式。与卧式多室流化床干燥器相比，其优点是热效率较高。但由于压降大，而且物料由上一层溢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） 颗粒在干燥器内停留时间比气流干燥器内得的长，且热气体和物料错流接触或逆流接触，故干燥后物料的最终 含水率较低。但对于热敏性物料，必 2 需严格控制床层内的温度，使之不超过容许限度。 （ 2） 操作气速低，故物料和设备的磨损较轻。且废气只夹带少量粉尘，不像气流干燥那样全部物料都需由除尘器收集，减轻了除尘器的度负荷。 （ 3） 设备紧凑，高度低，设计合理时压降可较小，在进口介质温度相同条件下热效率也较高。但气流干燥器中物料与热气流接触时间短，可以采用较高的进口介质温度，这不仅提高了热效率而且使容积气化强度显著增加。对粉状或颗粒状物料，使用气流或流化床干燥器各有优缺点，应当根据不同物料和不同工艺要求进行具体得对比，合理得选型。 （ 4） 由于体 积给热系数大，故在小装置中可处理大量物料。由于气固相间激烈的混合和分散以及两者间快速的给热，使物料床层温度均一且易于调节，为得到干燥均一的产品提供了良好的外部条件。 （ 5） 结构简单，造价低廉，可动部分少，物料由于流化而输送简便，维修费用低。 （ 6） 不适用于易粘结或结块的物料。 第二节 设计方案简介 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 20000 吨年（以干燥产品计） 颗粒平均直径在 200 m 。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的时间。计算管的高度与管经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度，因为没有具体的数据可以选择使用，为了节省整个装备的成本，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 3 如，旋风分离器，其分离粒径在 5 m 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。 4. 整个装置的流程 流程图见附录。风机提供出所需要的风量，经热风加热器加热到需要的温度后，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。运用流化床干燥装置，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出需要的干物料，并排出难分离的颗粒。 5. 具体的计算与装备的选择见下面的设计书。 第二章 工艺计算及主体设备设计 一、已知的基本条件 1、物料的基本参数 生产能力（进料量） 万 吨年（以干燥产品计） 颗粒 平均粒径 =200m 物料密度 3/2662 要求物料从 %141 （湿基），干燥至 %12 （湿基 ） 物料 进口温度 C 301 2、空气的基本参数 干燥介质 湿空气 离开预热器 温度 80 气体出口温度 可选 502 物料出口温度可选 C452 热源 饱和蒸气，压力自选 操作压力 常压 二、物料衡算和热量衡算 4 1、物料衡算 干燥器生产能力 200 10200003 kg/h =2778 Kg/h 湿物料量 122 1 1 G=2778%141 %11=3198 kg/h 水分蒸发量 W= 21 = 42027783198 2、 蒸发水消耗热量 9 0( 121 )20 加热物料消耗热量 物料出口温度可认为稍低气体出口温度基本相等，可认为 C 452 则 )(12222 )3045(1 7 8 其中 %991 3 (22 (131.0 总的热消耗量 Q， )() 5 8100 3 三、主体设备的计算 5 1、所需的气体量 L 气体比热容按平均温度 65)5080(算 11 )/( 则所需的气体量 L)( 211 )5080( )( 干空气 2、排气状态的确定 这里要求确定 2x ，然后由 2x 及 2t 确定相对湿度 2 2x 41 已知 2t = C50 ，从 2 =38% 80%, 故 排气后经除尘设备不会产生由冷凝水的现象。 3、流体力学计算 阿基米德数23 02(2534 557 这里定性温度 50 该温度下气体的运动粘度为 573 6 按 4.0f计算临界速度据 557 4.0f查得： 5107 流化速度 流化数可按下式确定： 3 513 107 103 =中 根据 和 557 间的关系图中查出， 查得： 103 流化床层空隙率核算： 则 557 体床层空隙率26621393110 =中假比重 3/1393 7 4、流化床层高度的计算 一般取静床层高度 000 ，这里取 500 故 11 00 5、床层直径的计算 先确定床层的面积： 264.8 m 其中 )273(x )0 3 0 8 50273( 干空气）(/ 空气速度 u 根据化工厂实验数据，一般 ，这里取 则床层直径 实际取床层直径为 。 6、分离段直径 其中： 燥后的硫酸钾最小粒径约为 m 01 ，这里的颗粒的带出速度，为了要使这种粒子沉降下来，其速度要低于 先计算粒径为 粒子的 8 0 6 2)101(2534 = ， ，从图中可查得李森科准数为： 25.0 3 3509 所以 m 则分离段直径为： 实际分离段直径取 。 7、设备高 度的计算 分离段高度 1H 的计算： 可根据曲线图来确定，当 400, 时， 查得 所以 扩大段直径应根据实际需要来确定，由一般的经验，扩大段高度 2H 大致等于扩大段直径，故 8002 又床层高度 故该设备的总高度为 3103 8 0 04 7 6 021 9 8、分布板开孔率 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bp )1(2 66 2) 2/ 分布板孔速0 20其中比例系数4331C，先取31C， 则 0 9 u 若按实际操作速度 考虑，则开孔率为： 若取43C，则 u 则开孔率为： 故实际开孔率取 9、颗粒在流化床层中平均停留时间 2 7 7 83 1 9 81 3 9 GG hA b 10 第三章 辅助设备的选择 1、 物料供 给器的选择 由生产任务可知，所干燥的物料为散粒状，圆球形。 可选用星型加料器，旋转式星型供料器的供料量 )/( 按下式计算： 60 式中 q 转子旋转一周排出的物料量， n 转子转速， r V 容积效率 一般取 这里取 星型加料器 这里可选用供料量为 000 的旋转式星型供料器。 2、 空气预热器 计算空气预热器每小时所提供的热量可按下式： )()(01101 重庆地区年平均相对湿度 %78 ，平均气温 300， 则湿度 总上式中 总，查得 300时 绝干气021 2 1 所以 ）（）（ 30800 2 1 2 Q 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， 则 151( 6 1 故应该选用每小时大约可产生 的加热炉进行加热 3、 送风机和抽风机 当风量 时 即 m i n/6 0 360 4 故送风机的送风量应为 10 3m ，考虑到有少量大气漏入，抽风机的排风量应为 20 3m 4、 捕集器 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，故不需要再用更精细的分离设备。这里 应该 采用一台直径为的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。 第四章 对设备的评述 单层圆桶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，因此在化工中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大小的改变及重度忽略不记，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记。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，根据其他与硫酸钾相似物料估出了假比重，可能不够准确，再有就是气体和物料的 12 进口温度的选定可能与实际中有差别，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，列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。 参考文献： 1、现代干燥技术，化学工业出版社，潘永康， 1998； 2、化工原理课程设计，贾绍火、柴诚敬，天津大学出版社， 2002； 3、化工原理，柴敬诚，高等教育出版社； 2005； 4、干燥设备设计，上海科学技术出版社，化工设备设计全书编辑委员会， 1983； 5、 常用化工单元设备的设计 ，陈英南、刘玉兰，华东理工大学出版社， 2005； 6、 化工原理，管国锋、赵汝博，化学工业出版社， 2003； 7、干燥设备设计，金国淼，上海科学技术出版社， 1988。 13 附录一 主要参数说明 1G 物料进口量； 2G 物料出口料； W 水分蒸发量 S 物料密 度； M 物料干基； L 空气用量 ； 21 、 物料进、出口温度； 21 气体进、出口温度； 干物料比热； Q 热消耗量 物料湿含量； H 湿度； 雷诺数； u 空气速度； 1 空气的湿比容； 物料重度； 空气相对湿度； 固体床层空隙率； A 床层面积； D 床层直径； d 分布 板开空率； 平均停留时间。 14 附录二： 流化床干燥器的设计参数附表： 项目 符号 单位 计算数据 处理湿物料量 1G 198 物料 温度 入口 1 C 30 出口 2 C 45 气 体 温度 入口 1t C 80 出口 2t C 50 气体用量 L )(干空气 总热量消耗 Q 流化速度 u 层底 面积 床层面积 A 2m 离段面积 体 床层直径