化工原理课程设计流化床干燥器

1、目录设计任务书 II第一章 概述 2流化床干燥器简介 2设计方案简介 6第二章 设计计算 7物料衡算 7空气和物料出口温度的确定 8干燥器的热量衡算 10干燥器的热效率 11第三章 干燥器工艺尺寸设计 11流化速度的确定 11流化床层底面积的计算 12干燥器长度和宽度 14停留时间 14干燥器高度 14干燥器结构设计 15第四章 附属设备的设计与选型 17风机的选择 17气固分离器 18加料器 19第五章 设计结果列表 20附录 21主要参数说明 22I设计任务书一、设计题目万吨/年流化床干燥器设计二、设计任务及操作条件1. 设计任务生产能力（进料量）万吨/年（以干燥产品计）操作周期260天/

2、年进料湿含量13%（湿基）出口湿含量1%（湿基）2. 操作条件干燥介质 湿空气（110C含湿量取kg干空气）湿空气离开预热器温度（即干燥器进口温度）110 C气体出口温度自选热源 力自选 物料进口温度 15 C物料出口温度自选操作压力常压颗粒平均粒径mm3. 设备型式流化床干燥器4. 厂址合肥三、设计内容：1、设计方案的选择及流程说明2、工艺计算3、主要设备工艺尺寸设计（1）硫化床层底面积的确定；（2）干燥器的宽度、长度和高度的确定及结构设计4、辅助设备选型与计算5、设计结果汇总6、工艺流程图、干燥器设备图、平面布置图7、设计评述第一章概述流化床干燥器简介将大量固体颗粒悬浮于运动着的流体之中，

3、 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都得到了广泛应用。1）流态化现象图1流态化现象图5 Velocity图2空气流速和床内压降关系图空气流速和床层高度的关系为：UnfVelocity流化床的操作范围：umf ut图3空气流速和床层高度关系图2) 流化床干燥器的特征优点：(1) 床层温度均匀，体积传热系数大(23007000W /m3C)。生产能力 大，可在小装置中处理大量的物料。(2) 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

4、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。(3) 物料干燥速度大，在干燥器中停留时间短，所以适用于某些热敏性物 料的干燥。(4) 物料在床内的停留时间可根据工艺要求任意调节，故对难干燥或要求 干燥产品含湿量低的过程非常适用。(5) 设备结构简单，造价低，可动部件少，便于制造、操作和维修。(6) 在同一设备内，既可进行连续操作，又可进行间歇操作。缺点：(1) 床层内物料返混严重，对单级式连续干燥器，物料在设备内停留时间 不均匀，有可能使部分未干燥的物料随着产品一起排出床层外。(2) 一般不适用于易粘结或结块、含湿量过高物料的干燥，因为容易发生 物料粘结到设备壁面上或堵床现象。(3

5、) 对被干燥物料的粒度有一定限制，一般要求不小于30 m不大于6mm(4) 对产品外观要求严格的物料不宜采用。干燥贵重和有毒的物料时，对 回收装量要求苛刻。(5) 不适用于易粘结获结块的物料。3) 流化床干燥器的形式1、单层圆筒形流化床干燥器连续操作的单层流化床干燥器可用于初步干燥大量的物料，特别适用于表面 水分的干燥。然而，为了获得均匀的干燥产品，则需延长物料在床层内的停留时 间，与此相应的是提高床层高度从而造成较大的压强降。在内部迁移控制干燥阶 段，从流化床排出的气体温度较高，干燥产品带出的显热也较大，故干燥器的热 效率很低。2、多层圆筒形流化床干燥器热空气与物料逆向流动， 因而物料在器内

6、停留时间及干燥产品的含湿量比较 均匀，最终产品的质量易于控制。 由于物料与热空气多次接触， 废气中水蒸气的 饱和度较高，热利用率得到提高。 此种干燥器适用于内部水分迁移控制的物料或 产品要求含湿量很低的场合。多层圆筒型流化床干燥器结构较复杂， 操作不易控制， 难以保证各层板上均 形成稳定的流比状态以及使物料定量地依次送入下一定。 另外，气体通过整个设 备的压强降较大，需用较高风压的风机。3、卧式多室流化床干燥器 与多层流化床干燥器相比， 卧式多室流化床干燥器高度较低， 结构筒单操作 方便，易于控制，流体阻力较小，对各种物料的适应性强，不仅适用于各种难于 干燥的粒状物料和热敏性物料， 而且已逐步

7、推广到粉状、 片状等物料的干燥， 干 燥产品含湿量均匀。因而应用非常广泛。4）干燥器选形时应考虑的因素（1）物料性能及干燥持性其中包括物料形态 （ 片状、纤维状、粒状、液态、膏状等 ）、物理性质 （密度、粒度分布、粘附性）、干燥特性（热敏性、变形、 开裂等 ） 、物料与水分的结合方式等因素。（2）对干燥产品质量的要求及生产能力其中包括对干燥产品特殊的要求（如保持产品特有的香味及卫生要求 ） ；生产能力不同，干燥设备也不尽相同。（3）湿物料含湿量的波动情况及干燥前的脱水应尽量避免供给干燥器湿物料的含湿量有较大的波动， 因为湿含量的波动不仅使操作难以控制面影响产品 质量，而且还会影响热效率， 对含

8、湿量高的物料， 应尽可能在干燥前用机械方法 进行脱水， 以减小干燥器除湿的热负荷。 机械脱水的操作费用要比干燥去水低廉 的多，经济上力求成少投资及操作费用。（4）操作方便劳动条件好。（5）适应建厂地区的外部条件 （如气象、热源、场地 ） ，做到因地制宜。5）干燥原理干燥通常是指将热量加于湿物料并排除挥发湿分 （大多数情况下是水） ，而 获得一定湿含量固体产品的过程。 湿分以松散的化学结合或以液态溶液存在于固 体中，或积集在固体的毛细微结构中。当湿物料作热力干燥时，以下两种过程相继发生：过程 1能量（大多数是热量）从周围环境传递至物料表面使湿分蒸发。 过程 2内部湿分传递到物料表面，随之由于上述

9、过程而蒸发。 干燥速率由上述两个过程中较慢的一个速率控制， 从周围环境将热能传递到 湿物料的方式有对流、 传导或辐射。在某些情况下可能是这些传热方式联合作用， 工业干燥器在型式和设计上的差别与采用的主要传热方法有关。在大多数情况 下，热量先传到湿物料的表面热按后传入物料内部，但是，介电、射频或微波干 燥时供应的能量在物料内部产生热量后传至外表面。整个干燥过程中两个过程相继发生，并先后控制干燥速率。6）物料的干燥特性物料中的湿分可能是非结合水或结合水。 有两种排除非结合水的方法： 蒸发 和汽化。当物料表面水分的蒸汽压等于大气压时， 发生蒸发。 这种现象是在湿分 的温度升高到沸点时发生的，物料中出

10、现的即为此种现象。如果被干燥的物料是热敏性的， 那么出现蒸发的温度， 即沸点， 可由降低压 力来降低（真空干燥）。如果压力降至三相点以下，则无液相存在，物料中的湿 分被冻结。在汽化时， 干燥是由对流进行的， 即热空气掠过物料。 降热量传给物料而空 气被物料冷却，湿分由物料传入空气，并被带走。在这种情况下，物料表面上的 湿分蒸汽压低于大气压， 且低于物料中的湿分对应温度的饱和蒸汽压。 但大于空 气中的蒸汽分压。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

11、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。设计方案简介一、设计任务所要求的

12、内容 （见附设计任务书）二、主体设备的选择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。来自气流干燥器的颗粒状物料用星形加料器加到干燥室的第一室， 依次经过 各室后，于c离开干燥器。湿空气由送风机送到翅片型空气加热器， 升温到120C 后进入干燥器，经过与悬浮物料接触进行传热传质后温度温度降到了73C。废气经旋风分离器净化后由抽风机排除至大气。空气加热器以400kPa 的饱和水蒸气作热载体。图 4 干燥器主体设备图三、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，

13、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， 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

14、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第二章设计计算设计参数被干燥物料：颗粒密度s=1400kg/m3;堆积密度 b=700kg/m3;绝干物料比热Cs=kgC；颗粒平均直径dm=150 m ；临界湿含量Xc=；平衡湿含量X *0。要求物料从 3 1 = 15%湿基），干燥至3 2= 1% （湿基）物料进口温度9 i =15C物料静床层高度Z。为。干燥装置热损失为有效传热量的15%干燥条件确定：1. 干燥介质一一湿空气，根据成都的年

15、平均气象条件，将空气进预热器温度 定为16C ,相对湿度定为84%2. 干燥介质进入干燥器温度t1=110C。3. 物料进入干燥器温度：1 =15C4. 干燥介质离开干燥器的相对湿度和 2和t2 :对气流干燥器，一般要求t2较 物料出口温度高10 30 C,或者较出口气体的绝热饱和温度（湿球温度）高 20 50C。5. 热源：饱和蒸汽，压力400kPa。物料衡算由给定的任务条件已知，生产能力为3526kg/h（以干燥产品计），即为G23526kg / h,又 3 1=, go 2=湿基X2 上0.01 , X1 亠1 - c21 0.011 - 30.131 0.130.15绝干物质质量流率为

16、Gc G2（12）3526 （1 0.01）3490.7 kg绝干物质/h干燥器单位时间汽化水分量为W Gc(X1 X2)3490.7 (0.15 0.01)488.70kg/h水在16C下的饱和蒸汽压为Ps23991.111iexp(18.5916 tw)23991.11exp(18.5916)1.826kpa1516233.84空气湿度为H。PsPs0.6220.84 1.826101.325-0.84 1.826=0.00956绝干气体质量流率为WH2 H1H1H=,(a)488.70H2 0.00956空气和物料出口温度的确定空气出口温度比出口处湿球温度要高出 20 50C,在这里取3

17、5C湿比体积/m3.( kg 干湿比热容 /kJ.(kgH 2O.C )1. 35温度I cH湿度Ikg. (k g 干 空 气)-1图5湿空气的湿度-温度图由ti=110C, Hi 0.00956查上页湿度图得：twi = C近似取 tw2 tw1 38 C,则 t238 3573 C设物料离开干燥器的温度 因 X2 Xc,而Xc 0.05SXc X )X2 X ) CS(t2 tw2) rw2(X2X ) CS (t2tw2 )(_T故可用公式七22t2 tw2XC X )rw2 (XCX ) CS (t2tw )又因 rw2 2491.272.30285tW22403.76 0.050.

18、005 1.256(73 38)=故代入数据2403.76 0.005 1.256 (73 38)()0.0573 382403.76 0.05 1.256(73 38)得到2c干燥器的热量衡算图 6 干燥器热量衡算图如图 6 所示，干燥器中不补充能量，故 Qd 0 干燥器中的热量衡算可表达为：Q Qp Qw Qm Ql Ql(b)物理意义是气体冷却放出的热量 Qp用于三个方面：以Qw气化湿分, 以Qm加热物料，以Q1补偿设备的热损失。其中, QW W(r0 cvt2 cw 1)cm24.187X2又 QmGc(csGCcm2(21)4.187X2 )( 2 1)(62.2 15)QlLcH0

19、(t2 t0) = L(1.005 1.884H 0)(t2t0)=+*(73-16)L = kJ/h= kWQPLcH0 (t1 t0)= L(1.005 1.884H 0 )(t1 t0 )= L +*(110-16)= kJ/h= kW因为干燥器的热损失为有消耗热量的 15%，即 Ql 15%(Qw Qm)=+= 将上面各式代入 (b) 式， 即为 =+解得L=绝干气/h将L=代入(a)式488.70H2 0.00956解得H 2 =水/kg绝干气干燥器的热效率许多资料和教科书上都是以直接用于干燥目的的Qw来计算热效率所以h乙咯，其中Qd 0Qp Qd故干燥器的热效率为Qw07348.3

20、30.0267 17562.0357.14%6第三章干燥器工艺尺寸设计流化速度的确定1临界流化速度的计算对于均匀的球星颗粒的流化床，开始流化的孔隙率 mf 0.4Pa s，导在110C下空气的有关参数为：密度 =kg/m3，粘度 2.18 10热系数 3.2 10 2W/m2 C所以 Ar d ( s 2)g33(0.15 10 )(1400 0.898) 0.898 9.81(2.18 10 5)2mf0.4和Ar值，查李森科关系图得Lymf =210Ly mfsg临界流化速度为U mf52.18 101400 9.8120.898= 9.06 10 3m/s2.沉降速度的计算颗粒被带出时，

21、床层的孔隙率1。根据 1及Ar的数值，查李森科关系图可得Lymf =0.553350.55 2.18 101400 9.81X0.89820.5889m/s带出速度即为颗粒的沉降速度3.操作流化速度取操作流化速度为Ut即 u 0.7 Ut 0.7 0.58890.4122m/s流化床层底面积的计算1、干燥第一阶段所需底面积表面汽化阶段所需底面积A1可以按公式L 5 0Ch 0 L A1 缶 t w)1G(X1 X2)rw静止时床层高度为Z。0.15m。aZ 0式中干空气的质量流速取为u，即 2L u 0.898 0.41220.3702kg /m s6(1 0)dm6(1 0.4)0.15 1

22、0 324000m2 / m30.15 10 30.4122 0.8982.1810 52.54694 10 3-(Re)154m10 30.032 32.54691.53.51W/m2 C0.15 10a *24000=84240W/m2由于dm 0.15mm 0.9mm时，所得a需要校正，由dm从图可查的C 0.11。所以a0.1184240=W / m2 C公式aZ0L CH 0CH 0L A1 (t1tw)即可演变为:G(X1 X2)59266.4 0.15(1.011.88 0.00956)0.3702(1.01 1.88 0.00956) 0.3702 A (110 38)3490

23、 7裁(0.15 阿 2410解得A1 = 2、物料升温阶段所需底面积物料升温阶段的所需底面积 A2可以按公式aZ 0丑也/I nGccm2bL CH0公式中:Cm2 Cs4.178X21.2564.178 0.011.298kJ/(kg C),110 15In110 62.2aZ 0即为:L CH0C H 0 L A2t11/ In1GcCm2t129266.4 0.150.3702 (1.01 1.88 0.00956)0.3806A2 3600 ，20.687 1 3490.7 1.298解得A2 = 3、床层总面积流化床层总的底面积A A A2=+=m2干燥器长度和宽度今取宽度b=,长

24、度a=4m则流化床的实际底面积为。沿长度方向在床层内设置5个横向分隔板，板间距约为.停留时间物料在床层中的停留时间为:Z0A bG2.15 9.6 7000.2859h17.153min3526干燥器高度流化床的总高度分为浓相段高度和分离段高度。流化床在界面以下的区域 称为浓相区，界面以上的区域称为稀相区。1、浓相段高度1Z。一1而由式2 0.2118 Re 0.36 Re2Ar18 2.54690.36 2.5469287.530.21由此乙0.1510.41 0.88220.764m2、分离段高度对非圆柱形设备，应用当量直径 De代替设备直径D4Deab0.67 2.42 (a b)2 (

25、0.672.4)1.048m由u 0.4122m/s以及De= 从资料查得从而 z21.5De 1.5 1.0481.571 m3、干燥器高度z z1 z20.764 1.571 2.335m为了减少气流对固体颗粒的带出量，取分布板以上的总高度为干燥器结构设计1、布气装置设计布气装置包括分布板和预分布器两部分。其作用除了支撑固体颗粒、防止漏 料以及使气体均匀分布外，还有分散气流使其在分布板上产生较小气泡的作用， 以造成良好的起始流化条件与抑制聚式流化床的不稳定性。如图7所示。图7布气装置图采用单层多孔布气板。取分布板压降为床层压降的15%则R 0.15 Pb 0.15Z(1 0)( s )g0

26、.15 0.15 (1 0.4)(1400 0.898) 9.81 185.29pa取阻力系数2，则筛孔气速为:U。2 Fd2 185.29V 2 0.89814.36m/ s干燥介质的体积流量为:V L(0.772 1.244H0)口313 s 273选取筛孔直径do 1.5m m,则总筛孔数目为:P17562.0311 273 1.013 15(0.772 1.244 0.00956)536002731.013 10525.365m /sn0 -d U04 誓5310369个.152 14.36分布板的实际开孔率为:A0.00152 310369A 45.710%A9.60.95,1 d0

27、在分布板上筛孔按等边三角形布置，孔心距为:亍 0.00150.005976 m 5.976mm0.05712可取T=.预分布器的作用是在分布板前预先把气体分布均匀一些，避免气流直冲分布 板而造成局部速度过高，对于大型干燥器，尤其需要装置预分布器。2、分隔板设计为了改善气固接触情况和使物料在床层内停留的时间分布均匀，沿长度方向设置5个横向分隔板（板间距约为）。隔板与分布板之间的距离为20-50m m隔板做成上下移动式，以调节其与分 布板之间的距离。分隔板宽，高，由5mm厚钢板制造3、物料出口堰高h4cdut1.5 100.5889 0.898 厂“Ret t53.6392.18 10 5Ev 1

28、UUmf250.44Ret25314.1619将U和Umf代入上式，即可以得到Ev 10.4122 9.06 1014.1619解得：Ev =2.14(Zo )以公式比18/ 1、1 3 / Gc、2 3(E) (b-)Evb bRe1.521 n（空）计算h的数值5h代入相关数据可得:18 1.52l n(2.5469)5h2.14 (0.15-) 6.7092/1 、1；3/2487.5、( )( )6.70922.4 700 3600整理上式得到 0.26521171 0.318965- 0.0044571nh经试差解得h= 为了便于调节物料的停留时间，溢流堰的高度设计成可调节结构。第四

29、章 附属设备的设计与选型风机的选择为了克服整个干燥系统的阻力以输送干燥介质。必须选择合适类型的风 机并确定其安装方式。送风机风机按其结构形式有轴流式和离心式两类。轴流式的特点是排风量大而风压很小，一般仅用于通风换气，而不用于气体输送。故选择离心式通风机 其风机进口体积流量V1为V L(0.772 1.244H0)to 27316 27327327317562.03 (0.772 1.244 0.00956)314422m /h排风机同理可得到物料出干燥塔的温度下的体积流量V2:V2L(0.772 1.244H0)匕 27316 27327327317562.03 (0.772 1.244 0.

30、00956)324945 m / h气固分离器为了获得较高的回收率，同时避免环境污染，需将从干燥器中出来的空气进行气固分离，在干燥系统中使用的分离器主要有旋风分离器、袋滤器、湿式洗涤 器等。旋风分离器（如图8所示）是利用惯性离心力的作用从气流中分离出颗粒的 设备。其上部为圆筒形，下部为圆锥形。它内部的静压力在器壁附近最高，仅稍 低于气体进口处的压强，越往中心静压力越低，中心处的压力可降到气体出口压 力以下。旋风分离器的分离效率通常用临界粒径的大小来判断，临界粒径越小， 分离效率越高。在此次设计中采用旋风分离器分离5 m以上的PVC粉尘以能达到工艺和环境要求。经考虑，故选用 XLP/B 8.2型旋风分离器。D 0.5364门05（2 丄 Vrt3600p式中门为出口空气温度下的密度，即为73oc时的密度：rt 1.04kg /m3，另外取上65。可得D=图8旋风分离器装置图加料器供料器是保证按照要求定量、连续（或间歇）、均匀地向干燥器供料与排料。 常用的供料器有圆盘供料器、旋转叶轮供料器、螺旋供料器、喷射式供料器等。将这些供料器相比较：对于圆盘供料器，虽然结构简单、设备费用低，但是 物料进干燥器的量误差较大，只能用于定量要求不严格而且流动性好的粒状物 料；对于旋转叶