化工原理课程设计流化床干燥器

目录

I

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/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110℃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℃

气体出口温度自选

热源饱和蒸汽,压力自选

物料进口温度15℃

物料出口温度自选

操作压力常压

颗粒平均粒径

3.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

II

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,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

空气流速和床内压降的关系为：

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：

流化床的操作范围：u mf ~u t

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2300~7000W/m3·℃;生产能力大,可在小装置中处理大量的物料;

Velocity Heig

ht0f

bed Fixed

Fluidize A D

B C

E

U mf Velocity Pres

sure

drop

U mf

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30m、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℃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120℃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73℃;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,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 ρ=1400kg/m 3；堆积密度b ρ=700kg/m3；绝干物料比

热s C =kg ℃；颗粒平均直径dm=m μ150；临界湿含量C X =；平衡湿含量

*X ≈0;要求物料从ω1=15%湿基,干燥至ω2=1%湿基

物料进口温度θ1=15℃

物料静床层高度0Z 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——湿空气,根据成都的年平均气象条件,将空气进预热器温度定为16℃,相对湿度定为84%;

2.干燥介质进入干燥器温度1t =110℃;

3.物料进入干燥器温度：1θ=15℃

4.干燥介质离开干燥器的相对湿度和2ϕ和2t ：对气流干燥器,一

般要求2t 较物料出口温度高10—30℃,或者较出口气体的绝热饱和温

度湿球温度高20—50℃;

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h kg G /35262=,又ω1=,ω2= 湿基01.001.0101.0ω-1ω222=-==X ,15.013

.0113.0ω-1ω111=-==X 绝干物质质量流率为

干燥器单位时间汽化水分量为

水在16℃下的饱和蒸汽压为

空气湿度为

绝干气体质量流率为

12H H W L -=,

01H H = =,

00956

.070

.4882-=

H L a

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—50℃,在这里取35℃;

由t 1=110℃,00956.01=H 查上页湿度图得：1w t =℃ 近似取2138w w t t ==℃, 则2383573t =+=℃

设物料离开干燥器的温度2θ, 因C X X <2,而05.0=Xc

2280 2250

2460

2370

2340

2310

2430

2400 2490 0

20

30 40 50 60 10 70

80 90 100

温度/℃

110

120

H

图5湿空气的湿度-温度图

湿度/k g.kg 干空气

-1

汽

化潜热/k J/kg

湿比热容/kJ.kgH 2O.℃

-1

湿比体积/m 3

.k g 干

故可用公式)

()

(2222222222

2222)

()())

)(

()(w S C w t t C X X r w S C w C w S w w t t C X X r X X X X t t C X X r t t t --****

*--------=

--θ

又因2230285.227.2491w w t r -= =故代入数据

2403.760.051.256(7338)

2

0.005

2403.760.005 1.256(7338)(

)730.05

7338

2403.760.05 1.256(7338)

θ⨯-⨯-⨯-⨯-=

-⨯--

得到=2θ℃

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=d Q 0 干燥器中的热量衡算可表达为：

l l m w p Q Q Q Q Q Q '+++== b

物理意义是气体冷却放出的热量Q p 用于三个方面：以w Q 气化湿分,以m Q 加热物料,以l Q 补偿设备的热损失;

其中,)(120θw v W c t c r W Q -+=

=⨯+⨯⨯⨯⨯)152.62(-⨯)(020t t Lc Q H l -=')

)(884.1005.1(020t t H L -+))(884.1005.1(010t t H L -+L 因为干燥器的热损失为有消耗热量的15%,

即)%(15m w l Q Q Q += =+=

将上面各式代入b 式, 即为=+++ 解得L=绝干气/h

将L=代入a 式 即为00956

.070

.4882-=

H ,

解得2H =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w Q 来计算热效率 所以

d

p w

h Q Q Q +=

η,其中0=d Q 故干燥器的热效率为

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4.0=mf ε

在110℃下空气的有关参数为：密度ρ=3/kg m ,粘度s Pa ⋅⨯=-51018.2μ,导热系数223.210/W m λ-=⨯⋅℃ 所以2

5332

3)

1018.2(81

.9898.0)898.01400()1015.0()(--⨯⨯⨯-⨯⨯=-=

μρρρg

d Ar s = 由4.0=mf ε和Ar 值,查李森科关系图得mf Ly =6102-⨯ 临界流化速度为

2

3

ρμρg

Ly u s mf mf =

=

2

563

898.081

.914001018.2102⨯⨯⨯⨯⨯--

=s m /1006.93-⨯

2.沉降速度的计算

颗粒被带出时,床层的孔隙率1≈ε;

根据1=ε及Ar 的数值,查李森科关系图可得mf Ly =55.0

带出速度为s m g

Ly u s t /5889.0898

.081

.914001018.255.02

53

2

3

=⨯⨯⨯⨯=

=

-ρ

μρ 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t u

即0.70.70.58890.4122/t u u m 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1A 可以按公式 式中,静止时床层高度为m Z 15.00=; 干空气的质量流速取为u ρ,即

⋅=⨯⨯⨯

⨯=⨯=---2

5.13

35.13

/51.35469.210

15.0032.0104(Re)104m W d m

λ

α℃ =a α24000=842402/W m ⋅℃

由于时，mm mm d m 9.015.0<=所得a α需要校正,由m d 从图可查的

11.0=C ;

所以⨯='11.0a α84240=2/W m ⋅℃ 公式⎥⎦

⎤

⎢

⎣⎡---=

1)()(211100

0w w H H r X X G t t A L C C L aZ α即可演变为：

解得1A =

2、物料升温阶段所需底面积

物料升温阶段的所需底面积2A 可以按公式 公式中：

=--=--2

.6211015

110ln ln

2111θθt t ⎥⎦

⎤⎢

⎣⎡---=

1ln /211

12200

0θθαt t c G A L C C L aZ m c H H 即为：

解得2A = 3、床层总面积

流化床层总的底面积21A A A +==+=2m

干燥器长度和宽度

今取宽度b=,长度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：

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

而ε由式=⨯+⨯=⎪⎪⎭

⎫

⎝

⎛+=21.0221

.02

)53

.875469.236.05469.218(Re 36.0Re 18Ar ε

由此m Z Z 764.08822

.014

.0115.01100

1=--⨯=--=εε 2、分离段高度

对非圆柱形设备,应用当量直径e D 代替设备直径D

由0.4122/u m s =以及e D =从资料查得 从而2 1.5 1.5 1.048 1.571e z D ==⨯=m 3、干燥器高度

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 取阻力系数2ξ=,则筛孔气速为： 干燥介质的体积流量为：

选取筛孔直径0 1.5d mm =,则总筛孔数目为：

31036936

.140015.0365

.5442

020=⨯⨯∏⨯=∏=

u d V n S 个 分布板的实际开孔率为：

在分布板上筛孔按等边三角形布置,孔心距为： 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20-50mm,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h

将u 和mf u 代入上式,即可以得到 解得：v E =

以公式

013232.14()Re

18 1.52ln(

)15(

)()v

c v b

h Z E G h

E b ρ-

=-计算h 的数值 代入相关数据可得：

整理上式得到0.265211710.3189650.004457ln h h =+ 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V 1为 排风机

同理可得到物料出干燥塔的温度下的体积流量V 2：

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5m μ以上的PVC 粉尘以能达到工艺和环境要求;经考虑,故选用/8.2XLP B -型旋风分离器;

式中t r 为出口空气温度下的密度,即为73o c 时的密度：

31.04/t r kg m =,另外取

65t

r p

=∆;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；对于旋转叶轮供料器,操作方便,安装简便,对高大300o C 的高温物料也能使用,体积小,使用范围广,但在结构上不能保持完全气密性,对含湿量高以及有黏附性的物料不宜采用；对于螺旋供料器,密封性能好,安全方便,进料定量行高,还可使它使用于输送腐蚀性物料;但动力消耗大,难以输送颗粒大、易粉碎的物料；对于喷射式供料器空气消耗量大,效率不高,输送能力和输送距离受到限制,磨损严重;

我们本次设计的任务是干燥PVC,它在进入干燥器之前的温度下为固态颗粒状,颗粒平均直径m d =150m μ,且硬度和刚性都较高;

因为圆盘供料器只能用于定量要求不严格的物料,所以通常情况下不选用;又因为螺旋供料器容易沉积物料,不宜用于一年330天,每天24小时的连续工作;另外我们较高硬度和刚性的PVC 对设备存在磨损,如果再加上空气流的喷射作用,磨损将会更大,故不能选用喷射式供料器;

综上我们选用星形供料装置,如图9所示,且3=2.143m /h m

v s

q q ρ=,因

此可选择其规格和操作参数如下：

规格：200200φ⨯

生产能力：3

m h

4/

叶轮转速：20/min

r

传动方式：链轮直联

设备质量：66kg

齿轮减速电机：型号561

JTC

功率1kW

输出转速31/min

r

图9星形供料装置图

第五章设计结果列表