气流和单层硫化床联合干燥装置设计

1、广西科技大学化工原理课程设计说明书课题名称：气流和单层硫化床联合干燥装置设计指导教师：罗建平班 级：卓越化工121姓 名：学 号：成绩评定：指导教师：（签字）年月日化工原理课程设计任务书（干燥装置设计 ）一）设计题目： 气流和单层流化床联合干燥装置设计二）设计任务及操作条件1用于散颗粒状药品干燥2生产能力：处理（ 13000+200*38）=20600 Kg/h 物料含水率（湿基） 22% ，气流干燥器中干燥至 10%，再在单层流化床干燥器中干燥至 0.5%（湿基）。3 进料温度20C，离开流化床干燥器的温度120C。4颗粒直径：平均直径 dm=0.3mm最大粒径 d max=0.5mm最小粒

2、径 d min=0.1mm 5干燥介质：烟道气（性质与空气同） 。初始湿度：Ho = 0.01 kg水/kg绝干气 入口温度：ti=800C废气温度：t2=125C（两种干燥器出口温度相同）6操作压力：常压（101.3 kPa）7年生产日 330 天，连续操作 24 小时 /天。8厂址：柳州地区三）设计内容1. 干燥流程的确定及说明 .2. 干燥器主体工艺尺寸计算及结构设计。3. 辅助设备的选型及核算（气固分离器、供风装置、供料器） 。4. A3 图纸 2 张： 带控制点的工艺流程图主体设备图四）设计基础数据1 被干燥物料：颗粒密度：p s =2000 kg/m3干物料比热容：Cs =0.71

3、2kJ/kgC 假设物料中除去的全部为非结合水。2 分布板孔径： d0 = 5mm3 流化床干燥器卸料口直接接近分布板4.干燥介质的物性常数可按125C的空气查取5 干燥装置热损失为有效传热量的 15%目录一设计方案简介 11.1 气流干燥 . 11.2 气流干燥器的特点 11.3 气流干燥器的适用范围 21.4 流化床干燥器 21.5 流化床干燥器的特点 31.6 气流- 流化床组合式干燥器 41.7 干燥器选形时应考虑的因素 41.8 气流、流化床干燥器联合干燥器的选定 5二工艺流程草图及说明 52.1 工艺流程草图 52.2 工艺流程草图说明 . 6三. 气流干燥器的设计计算 73.1

4、物料衡算 73.1.1 水分蒸发量 W 73.1.2 气流干燥器的产品量G2 73.1.3 绝干物料量 Gc 73.1.4 物料的干基湿含量 73.1.5 空气的用量 L 83.2 热量衡算 . 83.2.1 物料在气流干燥室的出口温度 t m2, 空气的出口湿含量 H2 83.2.2 热损失 q1 103.2.3 物料升温所需要的热量 qm 103.2.4 总热量消耗 Q 103.3气流干燥管直径D的计算 103.3.1 最大颗粒的沉降速度ufmax 103.3.2 干燥管内的平均操作气速ua 113.3.3 干燥管的直径 D 113.4 气流干燥管的长度 Y 123.4.1 物料干燥所需的

5、总热量 Q 12342 平均传热温差 tm 12343表面给热系数a 133.4.4 气流干燥管的长度 Y 133.5 气流干燥管压降的计算 133.5.1 气、固相与管壁的摩擦损失 P1 13克服位能提高所需的压降 P2 143.5.3 局部阻力损失 P3 143.5.4 总压降 P 14四单层圆筒流化床的设计计算 144.1 物料衡算 154.1.1 流化床干燥器中水分蒸发量 W154.1.2 流化床干燥器的产品产量 G3 154.1.3 绝干物料量 Gc 154.1.4 物料的最终干基湿含量 X3 154.2 热量衡算 164.2.1 水分蒸发所需热量 Q1 164.2.2 干物料升温所

6、需热量 Q2 16干燥器中所需热量Q 164.2.4 热损失 Q3 164.2.5 干燥过程所需总热量 Q 164.2.6 干空气用量 L 164.2.7 最终废气湿含量 H3 164.3 最小颗粒的逸出速度ut 174.4床层直径D'的确定 174.5扩大段直径D2'的确定 184.6分离段直径D/的确定 184.7 流化床干燥器总高度 Z的确定 184.7.1 流化床床层高度 Zf 184.7.2 分离段高度 Z1 194.7.3 扩大段高度 Z2 194.7.4 总高 Z 194.8 颗粒在流化床中的平均停留时间 194.9 流化床的分布板 194.9.1 选用侧流式分布

7、板（侧流式锥帽分布板） 19五主要附属设备的选型与计算 205.1 空气预热器 205.1.1 饱和蒸汽温度 205.1.2 空气的平均温度 205.1.3 初步选型 205.1.4 空气从 t 0升到 t 1所需热量 215.1.5 实际风速和空气的质量流速 215.1.6 排管的传热系数 215.1.7 传热温差 215.1.8 所需传热面积 215.1.9 所需的单元排管数 215.1.10 性能校核 215.2 风机 225.3 旋风分离器 235.4 供料器 23六 设计计算结果汇总表 246.1 气流干燥器设计计算结果汇总表. 246.2 单层流化床干燥器设计计算结果汇总 . 25

8、七设计评述 26八参考文献 27九主要符号说明 27十附图（见后） 30.设计方案简介1.1气流干燥气流干燥器一般由空气滤清器、热交换器、干燥管、加料管、旋风分离器、出料器及 除尘器等组成。直管气流干燥器为最普遍的一种。它的工作原理是：物料通过给料器从干燥管的下端 进入后，被下方送来的热空气向上吹起，热空气和物料在向上运动中进行充分接触并作剧 烈的相对运动，进行传热和传质，从而达到干燥的目的。干燥后的产品从干燥管顶部送出, 经旋风分离器回收夹带的粉末产品，而废气便经排气管排入大气中。为了使制品的含水量 均匀以及供料连续均匀，在干燥管的出口处常装有测定温度的装置。直管气流干燥器分单 管式和双管式

9、两种型号。旋风分离器是最常用的气固分离设备。对于颗粒直径大于5微米的含尘气体，其分离效率较高，压降一般为10002000 Pa。旋风分离器的种类很多，各种类型的旋风分离器 的结构尺寸都有一定的比例关系，通常以圆柱直径的若干倍数表示。1.鼓风机；2.预热器；3.夹套；4.加料器；5.气流干燥管；6.旋风分离器；7.抽气机1.2气流干燥器的特点 干燥强度大。由于气流的速度高，湿物料又处于分散和悬浮于热气流中，气、固 相接触面积大，强化了传热、传质过程，使物料在干燥管内仅需要极短的时间即可到达干 燥的要求。故可用于干燥热敏性物料。 干燥处理量大，热效率高。 结构简单，装卸方便，占地面积小。 在干燥的

10、同时，对物料有破碎作用，因而对粉尘的回收要求较高，否则物料损失 大，还会污染环境。 干燥产品磨损较大。物料一般难以保持干燥前的结晶形式和光泽。1.3 气流干燥器的适用范围1) 物料状态 气流干燥以粉状或颗粒状物料为主，其颗粒直径一般为 0.50.7mm 以下， 至多不超过1mm对于块状、膏状或泥状物料，应选用带粉碎机、分散器或搅拌器等 类型的气流干燥器，使物料的干燥和破碎或分散同时进行，也使干燥过程得到强化。 气流干燥中的高速气流易使物料被破碎、磨损，而因气流干燥不适用于需要完整的结 晶形状和光泽的物料。极易吸附在干燥管上的物料不适宜采用气流干燥。对于有毒或 粒度过细物料亦不宜采用气流干燥。2

11、) 湿分状态 由于气流干燥的操作气速高，气 - 固两相的接触时间短，因此气流干燥一 般仅适用于进行物料表面蒸发的恒速干燥过程，物料中的水分应以湿润水、孔隙小或 较粗管径的毛细管水为主，此时，可获得湿分低达 0.3%0.5%的干燥产品。对于吸附 性或细胞质物料，若采用气流干燥，很难将其干燥到湿分2%3%以下。对于湿分在物料内部的迁移以扩散控制为主的湿物料，气流干燥一般不适用。1.4 流化床干燥器流化床干燥过程是散状物料被置于孔板上，并由其下部输送气体，引起物料颗粒在气体分 布板上运动， 在气流中呈悬浮状态， 产生物料颗粒与气体的混合底层， 犹如液体沸腾一样。 在流化床干燥器中物料颗粒在此混合底层

12、中与气体充分接触，进行物料与气体之间的热传 递与水分传递 . 典型的流化床干燥器有一个锥形反应室，热空气从底部进入，通过物料层， 再从顶部排出。如图所示为典型单层圆筒流化床干燥装置示意图。1.5流化床干燥器的特点优点：(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

13、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） 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1.6气流-流化

14、床组合式干燥器这种组合式干燥器是以快速的气流干燥器作为预干燥器，流化床干燥器为终了干燥器。 由于流化床干燥器停留时间的随意性，故可得到含水量较低的产品。利用该类组合式 干燥器，可干燥聚氯乙稀、香料、医药制品以及建筑材料（如石墨）等。通常气流流化床组合式干燥器可分为气流锥形流化床组合式干燥器和气流卧式多室流化床组合 式干燥器。下图是标准的干燥聚氯乙烯的气流一卧式多室组合式干燥装置。湿物料由 螺旋加料器送入气流干燥器，脱水干燥后经中间漏斗连续地投入流化床内。干燥了的 产品通过流化床出口的旋转活门， 连续地送到下一工序。随流化床排气夹带出去的PVC 粉尘，由旋风分离器和袋式过滤器捕集后，返回流化床内

15、，与未干燥的物料混合重新 进行干燥。这种组合式的干燥器尽管跟我们的课题有点偏差，可是我们一样能够用心 的去研究它们的优点，我们可以在原有的技术上加以改进，转换为我们所需要的组合 式干燥装置。1.7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

16、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1.8 气流、流化床干燥器联合干燥器的选定气流干燥有他自身的优点，如气固相接触时间短，可以采用较高的进口气体温度，因而提 高了热效率等。与气流干燥相相比较，流化床干燥器操作器速低，故气流压降低，物料和 设备的磨损较小，且气流只夹带少量粉尘，不像气

17、流干燥那样全部物料都由旋风分离器收 集，减轻了分离器的负荷；颗粒在干燥器内停留时间较长，且热气体和物料错流接触（卧 式多室）或逆流接触（多层式） ，故干燥后最终的含水率较低，但对于热敏性物料，必须 严格控制床层内温度，使之不超过容许温度。综上所述，对粉状或颗粒状物料，使用气流干燥器或流化床干燥器各有其优缺点，我们应 该扬长避短，从分发挥各自干燥器的优点，利用各种能够利用的技术尽量回避其不足的地 方。因此我们可以采用气流 - 流化床联合干燥装置来干燥我们所要干燥的物料。二工艺流程草图及说明2.1 工艺流程草图第-级气ffi干燥图10-17 气流干燥+漁化味的二级干爍2.2工艺流程草图说明对于一些

18、热敏性、黏性小的、多孔性的粉末状物料，其干燥过程可看作是一种非结合水分 的干燥，即经历表面气化及内部扩散的不同控制阶段，为此在干燥过程中采用二级装置。 第一级作为表面水分气化，可利用气流的瞬时干燥即采用快速干燥设备-气流干燥器，这时干燥强度取决于引入的热量，通过加大风量和温度，使较高的湿含量能瞬间地降到临界 湿含量附近。第二级作为内部水分扩散，以降低风速和延长停留时间为宜，即采用流化床 干燥器，使湿含量达到最终干燥的要求。.气流干燥器的设计计算Hi, S3.1物料衡算3.1.1 水分蒸发量WG 1= (13000+200X38 =20600Kg/hG1( 1 2)2060"(

19、6;.22 0.10)27467 kg/h1 0.10式中，3 1物料最初的含水率CD 2气流干燥器出口物料的含水率G物料处理量，kg/h气流干燥器的产品量GG2 G1 W 206002746 ,717853 .3 kg / h绝干物料量GGc G1(11) 20600 (1 0.22) 16068kg/h物料的干基湿含量Xi0.22X21 0.220.11 0.10.28210.1111式中，X1物料最初的湿含量X2气流干燥器出口物料的含水率3.1.5 空气的用量LW Gc(X1 X2) L(H 2 H 1)式中：Hi、空气进出气流干燥管得湿含量，kg/kg干空气又有空气进入预热器的相对湿度

20、为© 0=75%温度为10=20.7 T，在此条件下，水的和蒸汽压为Ps=2468.5 Pa , 总压为P=101.3 kPa则：Hi=H)=0.622°PsP°Ps0.6220.75 2.4685101.3 1030.75 2.46850.01kg / kg2746.7H20.013.2热量衡算物料在气流干燥室的出口温度tm2,空气的出口湿含量HL( I 1 -I 2 ) = G 2( I 1' -I 2')式中:I 1、丨2 进出气流干燥室的空气的焓，kJ/kgI 1'、I2'进出气流干燥室的物料的焓,kJ/kg其中:11 (1

21、.01 1.88比儿 2490已(1.01 1.88 0.01) 800 2490 0.01847.94kJ/kg12 (1.01 1.88H2)t2 2490H2(1.01 1.88H2) 125 2490H 2126.25 2725H2 设绝干物料的比容为Cs,空气的比容为CwC s=0.712 kJ/ (kgC) 查得在 t2=125°C下C w=CH=1.01+1.88X 0.01=1.0288 KJ/(kg K)=0.0038 KJ/ (Kg-C)则：I 1 = ( CS + CwX1)tm1=(0.712+0.0038X 0.2821)*20=14.261kJ/kgI 2

22、= ( Cs + CwX2) t m2=(0.712+0.0038X 0.1111) t m2= 0.712 tm22746.7H20.01将以上丨1、丨2、丨1、丨2代入式，得(847.96 126.25 2725H2) 17853.3 (14.261 0712tm2)整理得：H 21984811.98 127.12tm2773936341 12711.55tm2所以根据式得 H 2=0.32kg/kg 则根据式得 L 1=8860.3kg/kgI 2=26.25+2725 X 0.32=998.25KJ/KgI'2=0.72 X 110=78.32KJ/Kg322热损失qi据柳州地

23、区年平均温度10=20.7 T, H)=0.01kg/kg,得 I 0 = (1.01+1.88 H 0)to+2490 Ho=(1.01+1.88 X 0.01) X 20.7+2490 * 0.01 =46.196 kJ/kg在湿焓图上，空气最初的状态点为（Hd, I 0）=（0.01,46.196）空气在预热器进口的状态点为（Hi , I 1）=（0.01,847.94）丨1 Ioh2 h1空气在预热器出口的状态点为（"，I 2）=（0.32，998.25） 则绝热干燥过程单位热量消耗q'为如96 宓962586.3 kJ/kg水0.32 0.01实际干燥过程的热损失为

24、：q1=15% q =387.9 kJ/kg水物料升温所需要的热量qmqmGCCS(tm2 2)W16068 0.712 (110 20)374.86kJ/kg水2746.7总热量消耗QQ= q' W= (2586.3* 2746.7) / 3600 = 1973.3 kW3.3气流干燥管直径D的计算最大颗粒的沉降速度Ufmax干燥管内空气的平均物性温度为800 125462.5 C在该温度下，空气的密度为P = 0.483 kg/m 360014 ,黏度为 卩=3.496*10 -5 Pa s对于最大颗粒:A max3maxa(a)g(0.5 103) 0.483 (2000 0.4

25、83 9.8(3.496 105)296798根据式 Re 0.14Re1.7 A18得 Remax = 23.6Uf maxdmax a523.6 3496 100.5 103 0.4833.4 m/ s干燥管内的平均操作气速ua 取Ua为最大颗粒沉降速度的4倍，即Ua 4Ufmax 4 3.4 13.6 m/s,圆整后取平均操作气速Ua=14 m/s3.3.3 干燥管的直径D干燥管内空气的平均温度为462.5 C,平均湿度为 Hm H1 H2 0.165 kg/kg 2则平均湿比容 m (0.772 1.244 0.165) 273 462.52.633 m3/h273气流干燥管内的湿空气

26、的平均体积流量 Vg为：3VgL m 8860.3 2.633 23329仃 m /h故 气流干燥管的直径D为:0.768 mVg3600 4Ua23329.17圆整后取D = 800 mm3.4气流干燥管的长度丫341物料干燥所需的总热量 Q就真个干燥器而言，输入的热量之和等于输出的热量之和，即:G2Cstm1WGtmiLI。qpqdG2Cstm2WLI2式中：CS干物料的比热容，kJ/(kg C)1水在tm1温度下的比热容，kJ/(kg 整理得:p预热器内加入的热量,d干燥器内补充的热量,1 损失于周围的热量,I210出HoqmqiGtmikJ/ （kg 水）kJ/ （kg 水）kJ/ （

27、kg 水）其中:qm=374.861kJ/ （kg 水）,q 1=387.9 kJ/ （kg 水）平均传热温差ttm1 tm1t2 tm2t1tm1Int2 tm2800 20125 110,800 20 In125 1001936C式中：t1空气进口温度，Ct 2空气出口温度，cm1物料进口温度，Ctm2物料出口温度，C查得 C1=4.187 kJ/ （kgC）则式得：847 94-46 196ts.94 46.i96 374.861 387.9-4.187 20 3265.29kJ/（kg水） 故总热量 Q=qW=3445.53* 2746.7=8968774.701 kJ/h =2491

28、.33 kW343表面给热系数a对于平均直径为dm=0.3mm的颗粒:Ardm a m0.3 10 3 3 0.483 2000 0.4839.8209.083.496 10X -7根据 Re 0.14 Re .Ar18求得Re=7.4故UfRe a7.43.496 1050.3 10 3 0.4831.79m/s查得2dm0.54 Re0.5在空气的平均温度462.5 C下,空气的导热系数为入=0.056 W/（mC ）后2 0.54 7护647.54W/(m2 C)气流干燥管的长度丫6Gc3600dm m Ua Uf63160683.655m2/m32491.33 1033600 0.3

29、103 2000 (14 1.79)5.44 m2 +647.54 3.655 193.6 Dtm4圆整后取气流干燥管的有效长度为 丫 = 6m3.5气流干燥管压降的计算气、固相与管壁的摩擦损失 RfL 2P1C0U；asY2gD 0式中：f干燥管的摩擦系数P as干燥管内气、固相的混合密度，kg/m3.其中：D=0.8m, Ua=14 m/s, Y=6m在125C下，空气的密度为p a=0.887 kg/m 3;干燥管气流中的颗粒的密度为则asGc160683600（汕f3600 -4.961 kg / m30.82 1.79a s 0.887 4.9615.848kg/m3雷诺数3dmUa

30、 as 0.3 10 Re3.496伫5竺702.610 5故摩擦系数f 色Re0.0911702.60.09112 9.8 0.8142 5.848 640 PaF235 .088 Fa克服位能提高所需的压降AF2Y as 6 5.848式中：Y气流干燥管的有效长度，m局部阻力损失 P3据相关资料叙述，此压降一般在 10001500 Fa之间，取 P3 = 1300 Fa总压降 F根据以上计算，气流干燥管的总压降为： F=A Fi + A F2+A F3=40+35.088+1300=1375.1Pa四.单层圆筒流化床的设计计算汽化床干燥过程示意图4.1物料衡算流化床干燥器中水分蒸发量WG2

31、 2178533 10% 0.5%100 0.5%17046kg/h式中：G 气流干燥器的产量、流化床干燥器的进料量，kg/h3 2流化床干燥器进口的物料湿含量CD 3 流化床干燥器出口的物料湿含量流化床干燥器的产品产量GG3 G2 W 17853.3 2746.7 15106.6 kg/h绝干物料量GGc G2（12） 17853.3 1 10%16067.97 kg/h物料的最终干基湿含量Xb0.5%10.5%0.0054.2热量衡算水分蒸发所需热量QQi W(2490 1.88t2 62)式中：C=4.187 kJ/ (kg 水)Q1 贝U:仃04,6 (2490 1.88 125 4.

32、187 110)3859947.4 kJ /hq2干物料升温所需热量QG2CS (tm3tm2)17853 .3 0.712(120110)127115 .5kJ /hQ干燥器中所需热量Q'Q1 Q23859947 .4 127115 .53987062 .9 kJ /hQ3热损失Q15%Q15% 3987062 .9598059.4 kJ / hQ干燥过程所需总热量QQ1 Q2 Q33859947.4 127115.5 598059.4 4585122.3 kJ / h干空气用量L空气经过干燥器，温度从t1=800C变成t2=125C,则：L2Q4585122 .34214 .9 k

33、g / g(1.01 1.88H2)(t1 t2)1.01 1.88 0.32800 125最终废气湿含量Hk由L -WH3 H2得 H3 t H242440.320.72Kg /Kg4.3最小颗粒的逸出速度ut对于最小颗粒dmin=0.1mm由上文可知，在平均温度462.5 C下，空气的p a = 0.483kg/m：卩 a= 3.496*10 -5 Pa - s所以Armind3min a3 30.1 10 30.48320000.4839.87.73.49610根据式 Re 0.14 Re0.17Ar18得 Remin= 0.31故utRemin ad min a0.31 3.49610

34、30.1100.4830.22 m/s4.4床层直径D'的确定根据相关资料的实验结果，适宜的空床气速为1.21.4 m/s，现取u=1.2 m/s进行计算。在125C下，湿空气的比容Vh3和体积流量V分别为:Vh0.772 1.244H 3273 t3273(0.772 1.244 0.72)273 1252732.43m3/kg干空气V LVH3 42149 243 102422m3/h流化床床层的横截面积A为：V3600u10242.23600 1.22.37m2因此，床层的直径为:D J J2.371 .74 m/4 H /4圆整后取实际床层直径为1800mm4.5扩大段直径D2

35、'的确定V3600 (/4)ut4.06 m10242 .23600(/ 4)0.22则实际扩大段的直径为4100mm4.6分离段直径D'的确定在 125C下，空气的密度 P a = 0.887kg/m , 黏度卩 a= 2.31*10 - Pa - s对于平均直径df0.3mm的产品颗粒:Ar mindm3 30.3 10 30.88720000.8879.8879.32.31 10Ar根据式 Re 0.14 Re0.17 得 Ref 48.318故UfRemind min a50.1 2.29 1030.3 100.8984.22m /s分离段直径为D13600/4皿102

36、42 .23600(/4) 4.220.92m4.7流化床干燥器总高度Z的确定流化床床层高度 乙颗粒在任意充填时，固定床空隙率在0.36至0.4之间，取固定床孔隙率0=0.40 ,(1)固定床的空隙率为0 1-20000.4颗粒的堆积密度可取pb = 0.6P s = 1200 kg/m对于平均直径dm=0.3mm的物料颗粒:上文计算得A=905.8 RedmU a30.3 101.2 0.8982.29 1014.12则流化床的空隙率为:2 0.2118Re 0.36ReAr2 0.2118 14.12 0.36 14.12905.8(3)取静止床的高度HZ =150mm则流化床床层高度为:

37、Zf H。_00.150.466m1 f1 0.8074.7.2分离段高度Z1由分离段颗粒的沉降速度U1 =4.22m/s, D 1=0.92m,查得：乙/D/ =1.8 ,则 Z1=1.656m扩大段高度乙根据相关资料知，扩大段直径近似等于扩大段高度，故取乙=4.1m总咼ZZ = Z f + Z1 + Z2 = 0.466 + 1.656+ 4.1 = 6.222m4.8颗粒在流化床中的平均停留时间bAH 01200/41.820.1560, “01.82 minG315106 .64.9流化床的分布板4.9.1选用侧流式分布板(侧流式锥帽分布板)分布板的孔数分布板才有单层多孔布气板且取分布

38、板的压力降为床层压降的15%则:Pd=0.15 巳=0.15H°(1- 0)( S )g=0.15*0.15* (1-0.4 ) * (2000-0.887 ) *9.8=264.48Pa取分布板的阻力系数 =2,则气体通过筛孔速度Uo =2 264.482 0.887=17.27m/s干燥介质热空气的体积流量为V=L(0.773 1.244 H°)(273 t)=4214 9 (0.773 1.244 0.010)(273 125)S273.27333=4820.23m/h=1.34m /s分布板孔径为d°=5mm则总筛孔数为n°= Vs=134=39

39、77 个(_)dc2Uc ()(5*10-3 )2*17.16'4 0 04分布板开孔率的确定 分布板的实际开孔率为32 *(5*10 ) *3977 =0.03292.37即分布板的实际开孔率为3.29%五.主要附属设备的选型与计算5.1空气预热器已知：初始风温度t°=20C，干燥器进口风温度t1=800C空气用量：气流干燥阶段 L 1=8860.3 kg/h; 流化床阶段L2=4214.9kg/h操作压力为一个大气压饱和蒸汽温度从蒸汽性能表中查出，在操作压力下，饱和蒸汽的温度为t H=100C空气的平均温度20 8002410C则空气的密度p a = 0.517 kg/m

40、初步选型根据蒸汽加热器性能规格表，初步选型为SRZ10*7D,单元组件的散热面积Aa=28.59m2,通风净截面积 Af=0.45m2,受风面积 A=AB=717.5*1001*10-6=0.72 m2空气从to升到11所需热量气流干燥阶段：Qi Li aCp(l to) 8860.3 0.517 0.01 800 2 0 3.57 1 06kJ/h流化床干燥阶段：6Q1 L2 acp(t1 t0) 4214.9 0.517 0.01 800 201.27 10 kJ/h实际风速和空气的质量流速实际风速：U1 =L/3600Af = 8860.3/3600*0.45 = 5.47 m/sU2

41、=l_2/3600Af = 4214.9/3600*0.45 = 2.6m/s质量流速：2u r1= u 1 p =5.47*0.517=2.83 kg/(m s)2u r2= u 2 p =2.6*0.517=1.34kg/(m s)排管的传热系数K 1=51.5(u r1)0.51 = 51.1*2.830 51K 2=51.5(u2). = 51.1*1.340.5100.510=87.54kJ/(m=59.79 kJ/(m h r) h r)传热温差tmt1tHIntHt0800 20,800 100In100 20359.45 r所需传热面积气流干燥阶段:AC1Q1K1 tm3.57

42、 10687.54 359.45113.45m2流化床干燥阶段:AC2K2 tm1.27 10659.79 359.45259.09 m所需的单元排管数气流干燥阶段：m AC1/Aa 105.05/28.59 3.97(个)实际选4组，总传热面积A1=4*28.59=114.36m2流化床干燥阶段：n2 AC2/Aa 59.09/28.59 2.07(个)实际选3组，总传热面积为A=3*28.59=85.77m2性能校核迎面风速:气流干燥阶段：山1 = L 1/As = 8860.3/(0.72*3600 )= 3.42 m/s流化床干燥阶段：氏2 = L2/AS = 4214.9/(0.72

43、*3600) = 1.63 m/s(1) 气流干燥阶段：2.5m/s< u si=3.42m/s<3.8m/s, 适合(2) 流化床干燥阶段：Us2=1.63<2.5m/s,不合适则应选用型号为 SRZ5*5较为合适，As' =497*507*10-6=0.25m2u s2 = L2/ A s' = 4214.9/(0.25*3600) = 4.68 m/s5.2风机考虑到我们整个操作流程的工作压力是常压，我选用前送后抽式风机。用两台风机分别安 装在空气加热器前和气固分离器后，前台为送风机，后台为抽风机，调节前后压力，可使 干燥室处于略微负压下操 作，整个系统

44、与外界压力差很小。这满足了我们的工艺要求。气流干燥阶段的风量为：37477.38m /h273 t273 20 7V14(0.772 1.244H0)08860.30.772 1.244 0.01273273流化床阶段的风量为:273 t°273 20.73 /.V2 L2(0.772 1.244H0)04214.90.772 1.244 0.013557.04m /h273273根据风量大小，取风机的气风压力为 1000Pa根据离心风机的选型条件，气流干燥阶段选择4-72NO.6A的风机，转速1450r/min,电机功率4kW;流化床干燥阶段可选用 的风机，转速2900r/min,

45、电机功率3kW.机号转速功率流量全压(M)(r/mi n)(kW-P)3(m/h)(Pa)2.5A29000.75-2805-1677792-4832.8A29001.5-21131-2356994-6063.2A29002.2-21688-35171300-792 14501.1-4844-1758324-1983.6A29003-22664-52681578-98914501.1-41332-2634393-2474A29005.5-24012-74192014-132014501.1-42006-3709501-3294.5A29007.5-25712-105622554-1673145

46、01.1-42856-5281634-4165A290015-27728-154553187-201914502.2-43864-7728P790-502:5.6A14503-45428-10857990-6306A14504-46677-133531139-7249601.5-64420-8841498-3177.1A145011-412676-201531572-11689603-68392-13581689-5126D14504-46677-133531139-7249601.5-64420-8841498-3178D145018.5-415826-293442032-14909605.

47、5-610478-19428887-6517303.0-87968-14773P512-37610D145055-440441-566053202-253296018.5-626775-374761395-11047302.5-820360-28497P805-63712D96045-646267-647592013-159373018.5-835182-492441160-9195.3旋风分离器 根据处理的风量确定各阶段的旋风分离器除尘装置规格为：气流干燥阶段：型号 XLP/B.8.2, 外型尺寸1167*1040*4110，重量374kg流化床干燥阶段：型号 ， 外型尺寸772*685*2

48、764， 重量170kg两台旋风分离器的阻力为：65-95 kg/m 2，效率为：92-96%5.4供料器根据进料量及相关的参数，选择旋转叶轮供料器V=206002000=10.3m3/h150 （焊接）旋转叶轮供料器的性能：供料量：12nVh规格：200*200叶轮转速：35r/mi n传动方式：链轮直联设备总重：66kg电机的性能：型号JIC561，功率1kW, 输出转速35r/min六.设计计算结果汇总表6.1气流干燥器设计计算结果汇总表计算参数计算结果物料处理量G20600kg/h水分蒸发量W2746.7kg/h气流干燥器产品量G17853.3kg/h绝干物料量GC16068kg/h空

49、气用量L8860.3kg/h空气的出口湿含量H0.32kg/kg物料的出口温度tm2110°C热损失qi387.9kJ/kg 水物料升温所需热量qm374.86kJ/kg 水总热消耗量Q1973.3kW干燥管直径D800mm干燥管高度丫6m操作气速Ua14m/s干燥管总压降P1375.1Pa物料最初湿含量Xi0.2821出口物料含水率X20.1111空气的进口湿含量H0.01kg/kg进口空气焓I i847.94kJ/kg出口空气焓丨2998.25kJ/kg湿空气平均体积流量Vg23329.17m3/h物料干燥的总热量Q2491.33kW最大颗粒沉降速度Ufmax3.4m/s6.2单

50、层流化床干燥器设计计算结果汇总计算参数计算结果水分蒸发量W1704.6kg/h干燥器产出量G15106.6kg/h绝干物料量GC16067.97kg/h空气用量L4214.9kg/h水分蒸发的热量Q3859947.4kJ/kg 水物料升温的热量Q127115.5kJ/kg 水热损失Q598059.4kJ/kg 水总热量消耗Q4585122.3kJ/kg 水废气湿含量H30.72kJ/kg床层直径D'1800mm分离段直径D10.92m流化床层高度Zf0.466m分离段高度乙1.656m扩大段直径D2'4100mm扩大段高度Z24100mm总高度6.222m分布板孔数no3977

51、分布板开孔率n3.29%停留时间物料最终干基湿含量X31.82min0.005七.设计评述经过近两个星期的准备，本次课程设计也快到尾声了，整个过程的辛酸与泪水是没有 经历这一个过程的人所不能体会的，通过这次化工原理课程设计，我的收获还是很大，在 我看来，化工原理课设计过程不仅加强了我的动手能力和独立思考能力，而且还让我把学 到和没有学到的相关的知识都运用到了实际当中。不会、不懂并没有什么大不了的，最可 怜的莫过于我们明明不会却不会主动去学习、不回去寻求为何不懂不知。一个人、一件事 成功与否关键在于自己本身，课程设计虽难，但是我通过自己的努力一步步的求知也一样 走过来了。在这次的设计中，我不仅学到了知识，更是体味了一番人生哲理。在这次的课程设计中我认为以下几点是非常重要的：在设计前一定要有个清晰的设计 思路、计算一定要仔细、正确选择所需参数。虽然在课程设计课开始时，化工原理课因某 些原因还未上完了，而我们组更是抽选了一个老师