刘明珠化工原理课程设计.pdf

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1、合 肥 学 院 HEFEI UNIVERSITY 化 工 原 理 课 程 设 计 题 目:硫酸钾流化床干燥器设计 系 别:化工系 专 业:_ 化学工程与工艺 学 号:0510401068 姓 名:刘明珠 指导教师:孙虹 二零零八年 八 月 2 目录 设计任务书 一、硫酸钾流化床干燥器设计概述 1.1流化床干燥的特点 （4）1.2 设计方案简介 （5）二、工艺计算及主体设备设计 1.1已知的基本条件 （6）1.2物料衡算和热量衡算 （6）1.3流化床干燥器主体设备的计算 （7）三、辅助设备的选择与计算 1.1物料供给器的选择 （13）1.2 空气预热器的选择 （13）1.3 风机的选择 （13）

2、1.4 捕集器的选择 （14）四、对设计过程的评述 （14）五、参考文献 （15）六、附录 主要参数说明 （16）设计参数附表 （17）工艺流程装置简图 （18）主体设计尺寸图 （19）3 一、设计题目：硫酸钾流化床 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）2 万 吨年（以干燥产品计）操作周期 7200 小时年 进料湿含量 14（湿基）出口湿含量 1（湿基）2、操作条件 干燥介质 湿空气 离开预热器温度 80 气体出口温度 自 选 热源 饱和蒸气，压力自选 物料进口温度 30 操作压力 常压 颗粒平均粒径 200m 3、设备型式 流化床干燥器 4、厂 址 重 庆 地

3、 区 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 4 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

4、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 umf（称为起始流化速度）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48 室），挡板与多孔板之间留有一定间隙（一般为几十毫米），

5、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，

6、必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 5 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

7、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 200m。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

8、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，例如，旋风分离器，其分离粒径在 5m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。6 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

9、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）G1=2 万吨年（以干燥产品计）颗粒平均粒径=200m 物料密度3/2662mKgs 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

10、出口温度可选 Ct 502 物料出口温度可选 C 452 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 1、物料衡算 7 干燥器生产能力 G2=720010200003 kg/h=2778 Kg/h 湿物料量 G1=12211G=2778%141%11=3198 kg/h 水分蒸发量 W=21GG =hkg/42027783198 2、蒸发水消耗热量 Q1 )187.488.12490(121tWQ)30187.45088.12490(420 hkg/10033.16 加热物料消耗热量 Q2，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)(12222cG

11、Q )3045(131.02778 hkJ/8.5458 其中%99132.0)1(22Scc )/(131.0kgCkJ 总的热消耗量Q，)(15.121321QQQQQQ )8.545810033.1(15.16 hkJ/10942.115 三、主体设备的计算 1、所需的气体量 L 8 气体比热容按平均温度CC65)5080(5.0计算 11xcccpvpgx 0198.0925.1007.1 )/(045.1CkgkJ 则所需的气体量 L)(211ttcQx)5080(045.110942.115 hkg/)(1081.34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

12、定相对湿度2 2x411081.34200198.0LWx 011.00198.0 0308.0 已知2t=C50，从 I-x 图中查得：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ggSprgdA23 095.1)1085.1(8.92662)102(2534 557 这里定性温度Ct 50 该温度下气体的运动粘度为smg/1085.125 295.150273273295.1273273tg 3/095.1mkg 按4.0f计算临界速度mfu，根据557rA，4.0f查得：9 5107yfL 则 mfu3gSggLyf 355095.18.92

13、6621085.1107 sm/031.0 流化速度2.16031.0mffuKu sm/502.0 流化数可按下式确定：3513107103yfYfLLK =16.2 其中YL可根据75.0和557rA从YL与rA之间的关系图中查出，查得：YL1103 流化床层空隙率核算：541085.1102502.0gpeudR 43.5 则 reeARR236.018 55743.536.043.5182 =0.71 固体床层空隙率26621393110sb =0.477 其中假比重3/1393mkgb 4、流化床层高度的计算 10 一般取静床层高度mmh1000，这里取mmh1500 故 1100h

14、h75.01447.0115.0m31.0 5、床层直径的计算 先确定床层的面积：uLVAx360022.1360098.01081.34 264.8m 其中)622.0()273(1065.42232xtVx )03080.0622.0()50273(1065.43 干空气）(/98.03kgm 空气速度u根据化工厂实验数据，一般smu/4.12.1，这里取smu/2.1 则床层直径 785.0785.0AAD m32.3 实际取床层直径为mm3400。6、分离段直径 785.0SSAD 其中：AuuAtS1.1 干燥后的硫酸钾最小粒径约为md4min101，这里tu是指粒径为m4101的颗

15、粒的带出速度，为了要使这种粒子沉降下来，其速度要低于tu。先计算粒径为m4101粒子的tu ggSprgdA 11 095.1)1085.1(8.92662)101(2534 =69.6 当0.1，6.69rA时，从图中可查得李森科准数为：25.0yfL 故 3gSgyftgLu 35095.18.926621085.125.0 sm/479.0 所以 47.9479.0502.01.1SA 292.10m 则分离段直径为：785.092.10SDm73.3 实际分离段直径取mm3800。7、设备高度的计算 分离段高度1H的计算：可根据DHD1曲线图来确定，当mmDu3400,502.0时，查

16、得 4.11DH,所以mmH47604.134001 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mmDHS38002 又床层高度mmmh31031.0 故该设备的总高度为 3103800476021hHHH总 mm8870 12 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 bpSh)1(2662)7.01(31.0 2/3.239mkg 分布板孔速0u按下列公式计算：gbpgCu20 其中比例系数4331C，先取31C，则 095.13.2398.92310u sm/8.21 若按实际操作速度sm/2.1来考虑，则开孔

17、率为：8.212.10uud=5.5 若取43C，则 095.13.2398.92430u sm/1.49 则开孔率为：1.492.10uud=2.4 故实际开孔率取 2.45.5。9、颗粒在流化床层中平均停留时间 27783198139315.064.822210GGhAb h604.0 min2.36 13 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)/(hkgG可按下式计算：VnqG 60 式中 q转子旋转一周排出的物料量，rkg/n转子转速，min/r V容积效率 一般取75.0V0.85，在这

18、里取8.0V 星型加料器 则该供料器的理论供料量8.031981VGnq hkg/5.3997 这里可选用供料量为hkg/4000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：)()(01101ttHCCLIILQpvpg 重庆地区年平均相对湿度%78，平均气温Ct 300，则湿度 SSpppH总622.0 上式中 Pap510013.1总，查得Ct 300时PapS4.4247 则 绝干气kgkgH/02123.010013.14.4247%78622.051 所以 ）（）（308002123.0925.1007.11081.34Q hkJ/10996.16

19、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 15.110996.1%)151(6 QQ总 14 hkJ/10295.26 故应该选用每小时大约可产生kJ610295.2的加热炉进行加热 3、送风机和抽风机 当风量hkgL/1081.34时 即 min/6036095.01081.36095.034mLV 故送风机的送风量应为min/6103m，考虑到有少量大气漏入，抽风机的排风量应为min/6203m 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 5m左右，基本满足环保排放的标

20、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mm1200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

21、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 1mm,物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 15 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

22、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。16 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；

23、L空气用量；21、物料进、出口温度；21tt、气体进、出口温度；sc干物料比热；Q热消耗量 物料湿含量；H湿度；Re雷诺数；u 空气速度；1xc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。17 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 hkg/3198 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 hkg/)(干空气 41081.3 总热量消耗 Q hkJ/510942.11 流化速度 u sm/0.502 床层底

24、 面积 床层面积 A 2m 8.64 分离段面积 SA 2m 10.92 主 体 床层直径 D mm 3400 分离段直径 SD mm 3800 设 床层高度 h mm 310 备 分离段高度 2H mm 4760 尺 扩大段高度 1H mm 3800 寸 总高度 总H mm 8870 18 附录三：序号 名称 1 抽风机 2 料仓 3 星型卸料器 4 旋风分离器 5 集灰斗 6 皮带输送机 7 抛料机 8 流化床 9 换热器 10 鼓风机 11 空气过滤器 1 2 4 5 6 7 10 9 8 11 3 19 附录四：主体设备尺寸（)mm 扩大段直径 3800 床层直径 3400 扩大段高度 3800 分离段高度 4760 床层高度 310 总高度 8870