单层圆筒流化床干燥器_计算说明书.docx

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精品

化工原理课程设计

题 目:

单层圆筒流化床干燥器设计

系 别:

化学工程学院

专 业:

过程装备与控制工程

学 号:

姓 名:

指导教师:

周 勇

2011年01月14日

目录

设计任务书 1

第一章 概述 2

1.1流化床干燥的基本概述 2

1.2设计方案简介 3

第二章 工艺计算及主体设备设计 5

2.1已知的基本条件 5

2.1.1物料的基本参数 5

2.1.2干燥条件的确定 5

2.2物料衡算和热量衡算 5

2.2.1物料衡算 5

2.2.2蒸发水消耗热量Q1 6

2.3干燥器工艺尺寸设计 6

2.3.1流化速度的确定 6

2.3.2流化床床层底面积的计算 6

2.3.3干燥器长度和宽度的计算 7

2.3.4物料停留时间 8

2.3.5干燥器高度计算 8

第三章 干燥器结构设计

3.1布气装置设计

3.2分隔板设计

3.3物料出口堰高h

第四章 干燥器设计结果列表

第五章 附属设备的设计与选型

5.1风机的选择

5.1.1送风机的选择

5.1.2排风机的选择

5.2换热器的选择

5.2.1初选换热器规格

5.2.2验算压降

5.2.3核算总传热系数

5.3加料器的选择

设计任务书

23

一、设计题目：



500Kg/h单层圆筒流化床 干燥器设计

二、设计任务及操作条件

1、设计任务：

生产能力（产成品）500千克／小时（以干燥产品计）操作周期 7200 小时／年进料湿含量 10％（湿基） 出口湿含量 0.5％（湿基）

2、操作条件

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80%。

离开预热器温度 105℃

气体出口温度 65℃

热源 饱和蒸汽，压力400kPa

物料进口温度 20℃

操作压力 常压

颗粒平均粒径 0.3mm

3、设备型式 单层圆筒流化床干燥器

4、厂 址 四川省成都市双流县

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、工艺流程图及换热器工艺条件图

7、设计评述

第一章 概述

1.1流化床干燥的基本概述

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。

一、流态化现象

空气流速和床内压降的关系为：

B D C

Fixed

A E

Fluidized

Pressuredrop

Umf

Velocity

空气流速和床层高度的关系为：

C

E

Fluidized

D

B

FixedA

Height

0fbed

Umf

Velocity

流化床的操作范围：

umf~ut

二、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。

（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30mum、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。

三、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。

四、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。

五、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。

六、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。

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

Umf（称为起始流化速度）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，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。

1.2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500kg/h（以干燥产品计）颗粒平均直径在5毫米。

根据任务，采用卧式多室流化床干燥装置系统来干燥物料，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。

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67.5℃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。

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 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 工艺计算及主体设备设计

2.1已知的基本条件

2.1.1物料的基本参数

生产能力（进料量）G1=500kg/h（以干燥产品计）被干燥物料（粒状药品）性质：

颗粒密度

rs=2000kg/m3；堆积密度rb=1100kg/m3；绝干物料比热

Cs=0.712kJ/kg℃；颗粒平均直径dm=0.3mm；临界湿含量XC=0.05；平衡湿含量X*≈0。

要求物料从

物料进口温度q1=

20℃

2.1.2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16.1℃,相对湿度定为78%。

2.干燥介质进入干燥器温度t1=105℃。

3.物料进入干燥器温度：

q1=20℃。

4.干燥介质出口温度t2=64℃。

5.热源：

饱和蒸汽，压力400kPa。

6.物料出口温度q2=61℃。

7.操作压力：

常压。

8.设备工作日：

每年7200小时

2.2物料衡算和热量衡算

2.2.1物料衡算

由给定的任务条件已知，生产能力为干燥器生产能力燥产品计），

又X1=10%,X2=0.5%，因而湿物料量：



G2=500kg/h



（以干

1

G=G2´（1-X2）=500´（1-0.5%）=560kg/h

（1-X1） （1-10%）

干燥器单位时间汽化水分量为

W=G1-G2=560-500=60kg/h

水在16℃下的饱和蒸汽压为

pS=

=

2exp（18.5916-

15

2exp（18.5916-

3991.11）

tw+233.84

3991.11



）=1.838kpa

15 16.1+233.84

空气湿度为

H0=0.622

fps

P-fps

=0.622´

0.78´1.838

95.64－0.78´1.838

＝0.01522

绝干气体质量流率为

L= W ,

H2-H1

QH1=H0=0.01522,

L=500

H2-0.01522

（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25℃。

1

由t1=105℃，H=0.01522查上页湿度图得：

tw1=39.0℃

则t2=64℃

设物料离开干燥器的温度q2，因X2=0.005

*



X-X*）



rw2（XC-X*）

CS（t2-tw2）

r（X-X）-C（t-t

）（2

t-q

w2 2

S 2 w2

X -X*）

S

2 2=C

故可用公式t2

-tw2

rw2

（XC

-X*）-C

（t2

-tw）

又因rw2=2491.27-2.30285tw2

=2491.27-2.30285*39=2401.46kJ/kg

故代入数据得到q2排气状态的确定

=61℃

这里要求确定x2，然后由x2及t2确定相对湿度j2

x=x+W

2 1 L

=0.00909+ 60

4613.8

=0.022

已知t2=64℃，从L-X图中可查得：

j2=17%<78%

故排气后经除尘设备不会产生由冷凝水的现象。

2.2.2蒸发水消耗热量Q1

如图所示，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Ql补偿设备的热损失。

其中，

QW=W（r0+cvt2-cwq1）

=2.6´（2491.27+1.884*64—4.187*20）=151686.36kJ/h

Qcm2=cs+4.187X2

又QQm=GCcm2（q2-q1）

=Gc（cs+4.187X2）（q2-q1）

=500*（0.712+4.187*0.005）*（61-20）=15025.1675kJ/h

Ql¢=LcH0（t2-t0）

=L（1.05+1.884H0）（t2-t0）

=（1.05+1.884*0.01522）（64-16）L

=51.776LkJ/h

QP=LcH0（t1-t0）

=L（1.05+1.884H0）（t1-t0）

=L（1.05+1.884*0.01522）*（105-16）

=93.329LkJ/h

因为干燥器的热损失为有消耗热量的15%，

即 Ql

=15%（Qw

+Qm）

=0.15*（151686.36+15025.1675）=25006.73kJ/h

将上面各式代入（b）式，即为

93.329L=151686.36+15025.1675+51.776L+25006.73

解得L=4613.8kg绝干气/h

QP=LcH0（t1-t0）

=L（1.05+1.884H0）（t1

-t0）

=L（1.05+1.884*0.01522）*（105-16）

=19033.77kJ/h

将L=4613.8kg绝干气/h代入（a）式

即为4613.8=

60 ,

H2-0.01522

解得

H2=0.02822kg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

hh=

Qw

Qp+Qd，其中Qd=0

故干燥器的热效率为

h=Qw=

151686.36

=35.23%

h Qp 93.329*4613.8

2.3干燥器工艺尺寸设计

2.3.1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emf

=0.4

在105℃下空气的有关参数为：

密度r=0.934kg/m3，粘度

m=2.22´10-5

所以

Pa×s，导热系数l=3.24´10-2W/m2×℃

d3（r-r）rgAr=s =

m2

（0.3´10-3）3´（2000-0.934）´0.934´9.81

（2.22´10-5）2



=1003.46

由emf

=0.4和Ar值，查李森科关系图得Lymf=2´10-6,临界流化速度为

Lymfmrsg

r2

3´10-4´2.22´10-5´2000´9.81

0.9342

3 3

umf

= =

=0.2465m/s

2.沉降速度的计算

颗粒被带出时，床层的孔隙率e»1。

根据e=1及Ar的数值，查李森科关系图可得Lymf=15

Lymrsg

r2

15´2.22´10-5´2000´9.81

0.9342

3 3

带出速度为ut= = =1.957m/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0.6ut

即u=0.6´ut=0.6´1.957=0.1.174m/s

流化床层高度

对于单层流化床干燥器：

A=



V0''L

3600u0

式中，

V0''为气体在温度t2及湿含量X2状态下的比容，m3/kg（干空气）

L为干空气流量，kg（干空气）/h查空气——水系统湿度图，可得：

V0''=0.97m3/kg

而操作速度取u0=0.4ut，即：

u0=0.4ut=0.4*1.9565=0.783m/s

从而

A=V0''L

3600u0



=0.97*4501.2=1.549m2

3600*0.783

由于流化床设备是圆柱形，易得：

A=pD2

4

带入数据得：



D=1.404m

2.3.2流化床床层高度的确定

1.浓相段高度

对于圆柱形流化床干燥器，假定床层直径相同，则膨胀比：

R=V=

V0

H=1-e0

H0 1-e

e0为固定床层空隙率，其计算式为：

e0=1-rb=1-1100=0.45

rs 2000

雷洛数

Re=

rudm

m

=0.934*1.174*0.3*103

2.22*10-5