气流和单层流化床联合干燥装置设计Word文档下载推荐.docx
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2.2.3物料升温所需要的热量6
2.2.4总热量消耗6
2.3气流干燥管直径的计算6
2.3.1最大颗粒的沉降速度6
2.3.2干燥管内的平均操作气速6
2.3.3干燥管的直径6
2.4气流干燥管的长度7
2.4.1物料干燥所需的总热量7
2.4.2平均传热温差7
2.4.3表面给热系数8
2.4.4气流干燥管的长度8
2.5气流干燥管压降的计算8
2.5.1气、固相与管壁的摩擦损失8
2.5.2克服位能提高所需的压降9
2.5.3局部阻力损失9
2.5.4总压降9
3单层圆筒流化床的设计计算9
3.1物料衡算9
3.1.1流化床干燥器中水分蒸发量9
3.1.2流化床干燥器的产品产量10
3.1.3绝干物料量10
3.1.4物料的最终干基湿含量10
3.2热量衡算10
3.2.1水分蒸发所需热量10
3.2.2干物料升温所需热量10
3.2.3干燥器中所需热量10
3.2.4热损失10
3.2.5干燥过程所需总热量10
3.2.6干空气用量11
3.2.7最终废气湿含量11
3.3最小颗粒的逸出速度11
3.4扩大段直径的确定11
3.5床层直径的确定11
3.6分离段直径的确定12
3.7流化床干燥器总高度的确定12
3.7.1流化床床层高度12
3.7.2分离段高度13
3.7.3扩大段高度13
3.7.4总高13
3.8颗粒在流化床中的平均停留时间13
3.9流化床的分布板13
3.9.1选用侧流式分布板13
3.9.2分布板的孔数13
3.9.3开孔率13
4主要附属设备的选型与计算14
4.1空气预热器14
4.1.1饱和蒸汽温度14
4.1.2空气的平均温度14
4.1.3初步选型14
4.1.4空气从to升到ti所需热量14
4.1.5实际风速和空气的质量流速14
4.1.6排管的传热系数14
4.1.7传热温差14
4.1.8所需传热面积15
4.1.9所需的单元排管数15
4.1.10性能校核15
4.2风机15
4.3旋风分离器16
4.4供料器16
5主要设计结果列表16
6设计述评17
7参考资料17
8主要符号说明18
1设计方案简介
1.1气流干燥器
气流干燥器主要用于小颗粒物料的干燥。
这种干燥器的特点是颗粒悬浮于干燥介质(热空气或烟道气)中。
干燥管内热气体向上的流速大于颗粒的沉降速度,故物料随热气体一起被输送;
在并流中,物料与干燥介质之间进行传热和传质。
气流干燥器具有以下特点:
1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。
2干燥处理量大,热效率高。
3结构简单,装卸方便,占地面积小。
4在干燥的同时,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。
5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.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单层圆筒流化床干燥器
流化干燥是固体流态化技术在干燥上的应用。
对于单层圆筒流化床干燥器,被干燥的散
颗粒物料从左侧加入,与通过多孔分布板向上的热气流相接触。
只要气流速度保持在颗粒的起始柳化速度和带出速度之间,颗粒就能在热气流中上下翻滚,相互混合、碰撞,与热气流进行传热与传质而达到干燥的目的。
经干燥后的颗粒由床右侧卸出,气流经旋风分离器回收其中夹带的粉尘后,自顶部排出。
流化床干燥器有两个显著的特点:
1由于颗粒分散并做不规则运动,造成了气、固相的良好接触,加速了传热、传质的速度,因此床内的温度均匀,便于准确控制,能够避免局部过热;
2颗粒在流化床内的平均停留时间便于调节,特别适合于驱除需时较长的结合水分。
3处理量大,设备结构简单、造价低、维修方便。
4不适于干燥湿含量太高的物料。
1.3气流和单层流化床联合干燥
本设计的任务是气流和单层流化床联合干燥装置的设计。
气流和流化床干燥器都是热效率很高的干燥设备,根据两者的优缺点将两种干燥器联合使用可以进一步地提高干燥效率。
因为流化床干燥器不适合于干燥湿含量较高的物料,故使物料在气流干燥器中降低湿含量后再经过流化床。
基本干燥流程是:
先将湿物料经过第一阶段一一气流干燥阶段,使物料的湿度降低到接近气流干燥器的干燥极限,再将此含水率较低的物料经过单层圆筒流化床干燥器,水分将进一步的降低,达到要求的干燥条件。
这样的联合装置,克服了用单个干燥装置时的缺点,提高了干燥的效率。
下面是气流和单层流化床联合干燥装置的示意图:
1•鼓风机;
2.空气加热器;
3.气流干燥管;
4.供料器;
5.旋风分离器;
6.单层圆筒流化床干燥器
根据设计任务书条件进行的工艺设计
2气流干燥器的设计计算
气涼干燥过程示意图心
2.1物料衡算
2.1.1水分蒸发量W
W13735(°
22他1831.3kg/h
1210.10
式中,31
物料最初的含水率
CD2――气流干燥器出口物料的含水率
物料处理量,kg/h
2.1.2气流干燥器的产品量
G2
G2G1W
137351831.311903.7kg/h
2.1.3绝干物料量Gc
GcG(11)
13735(10.22)
107133kg/h
2.1.4物料的干基湿含量
X1
咚20.2821
10.22
X2
严右o.1111
式中,
X
2
12
物料最初的湿含量
2――气流干燥器出口物料的含水率
2.1.5空气的用量L
WGc(X1X2)L(H2H1)
式中:
H1、H2—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为©
0=75%温度为t°
=20C,在此条件下,水的饱和蒸
汽压为Ps=2338.59Pa,总压为P=101.3kPa
则:
十论2七
0.622
0.752338.59
101.31030.752338.59
0.01kg/kg
W
h2h1
1831.3
H20.01
2.2热量衡算
2.2.1物料在气流干燥室的出口温度tm2,空气的出口湿含量H2
L(I1-I2)=G2(I1'
-I2'
)②
丨1、丨2――进出气流干燥室的空气的焓,kJ/kg
I1'
、I2'
――进出气流干燥室的物料的焓,kJ/kg
其中:
11(1.011.88H1)t12492H1
(1.011.880.01)80024920.01
847.96kJ/kg
12(1.011.88H2)t22492H2
(1.011.88H2)1252492H2
126.252727H2
设绝干物料的比容为Cs,空气的比容为Cw
Cs=0.712kJ/(kg-°
C),
查得在t2=125C下,Cw=1.026kJ/(kg・K)=0.0038kJ/(kg-C)
则:
I1=/Cs+CwX1)tm2
=(0.712+0.0038*0.2821)*20
=14.261kJ/kg
I2=/Cs+CwX2)tm2
=(0.712+0.0038*0.1111)tm2
=0.712tm2
将以上I1、I2、I1'
、丨2‘代入②式,得
(847.96126.25
2727H2)
11903.7(14.261
0712仁)
整理得:
H2
132166784.75tm2
5163714
因为tm2=tmax-(5〜10)=120-10=110C所以根据④式得H2=0.26kg/kg
则根据①式得L=7325.2kg/kg
2.2.2热损失q1
据柳州地区年平均温度t0=20C,H0=0.01kg/kg,
得I0=/1.01+1.88H0)t0+2492H0
=(1.01+1.88*0.01)*20+2492*0.01
=45.496kJ/kg
在湿焓图上,
空气最初的状态点为/H0,I0)=(0.01,45.496)
空气在预热器进口的状态点为/H1,11)=(0.01,847.96)
空气在预热器出口的状态点为/H2,I2)=/0.26,835.27)
则绝热干燥过程单位热量消耗q'
为
iiI。
H2H1
847.9645.496
0.260.01
3209.9kJ/kg水
实际干燥过程的热损失为:
qi=15%q=481.5kJ/kg水
2.2.3物料升温所需要的热量qm
GCCS(tm2tm2)
qm
11903.7°
712°
1。
20)416.5kJ/kg水
2.2.4总热量消耗Q
Q=q'
W=(3209.9*1831.3)/3600=1632.9kW
2.3气流干燥管直径D的计算
2.3.1最大颗粒的沉降速度Ufmax
干燥管内空气的平均物性温度为800125462.5C
在该温度下,空气的密度为p=0.483kg/m3,黏度为迁3.496*10-5Pas
对于最大颗粒:
Amax
d3(
dmaxa(s
a)g
(0.5103)0.483(20000.4839.8
(3.496105)2
9679
根据式ReOMR』7A
得Remax=23.6
5
故Ufmax
dmaxa
3.4m/s
23.63.49610
3
0.5100.483
2.3.2干燥管内的平均操作气速ua
如果取Ua为最大颗粒沉降速度的4倍,
即ua4Jfmax43.413.6m/s,圆整后取平均操作气速ua=14m/s
2.3.3干燥管的直径D
干燥管内空气的平均温度为462.5C,平均湿度为
Hm
比H2
0.135kg/kg
则平均湿比容
(0.7731.2440.135)
273462.5
2.535m3/h
气流干燥管内的湿空气的平均体积流量Vg为:
VgLm7325.22.53518569m/h
故气流干燥管的直径D为:
Vg
18569
3600一ua
4
0.685m
360014
圆整后取D=700mm
2.4气流干燥管的长度丫
即:
2.4.1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,
QC”Gtm1LI0qpqd
G2Cstm2
LI?
q
Cs――干物料的比热容,kJ/(kg•
C1——水在tm1温度下的比热容,
qp――预热器内加入的热量,
kJ/
kJ/(kg•
(kg水)
qd干燥器内补充的热量,
q1――损失于周围的热量,
kJ/(kg水)
整理得:
q
Hr-HqmqGtm1
H2H0
其中:
qm=416.5kJ/(kg水),qi=481.5kJ/(kg水)
查得C1=4.187kJ/(kgC)
则⑤式得:
83527-45496’
835.2745.496416.5481.5-4.187203973kJ(kg水)0.26-0.01
故总热量Q=qW=3973*1831.3=7275754kJ/h=2021kW
2.4.2平均传热温差△tm
tm
1tm1t2tm2
In
ti
t2
tm1
tm2
80020125110
80020In
125110
t1――空气进口温度,C
t2――空气出口温度,C
tm1――物料进口温度,C
tm2――物料出口温度,C
2.4.3表面给热系数a
对于平均直径为dm=0.3mm的颗粒:
333
52
3.49610
根据Re0.14Re
17兰求得Re=7.5
18
故Uf
Rea
dma
7.53.496105
0.31030.483
1.8m/s
Ardmam__0.48320000.4839.8208.6
0.5
0.54Re
查得
在空气的平均温度462.5C下,
空气的导热系数为入=0.056W/(m「C)
丄暝20.547.5°
.5
0.310
641W/(m2C)
2.4.4气流干燥管的长度丫
Gc
由于D
由于4600dmm
107133
UaUf6000.3103200(141.8)2.439m/m
:
D2tm
20211036.7m
6412.439193.7
圆整后取气流干燥管的有效长度为丫=7m
2.5气流干燥管压降的计算
2.5.1气、固相与管壁的摩擦损失△P1
fl2
P1苗0-asY
f——干燥管的摩擦系数
ps――干燥管内气、固相的混合密度,kg/m3,
D=0.7m,ua=14m/s,Y=7m
在125C下,空气的密度为p=0.887kg/m3;
干燥管气流中的颗粒的密度为
3600(—)uf
10713.3
36000.721.8
4.296kg/m3
则asas0.8874.2965.183kg/m3
雷诺数Re
dmuaas
0.310145.183
3.496
105
623
故摩擦系数
6464
0.1027
Re613
P1
29.80.7
142
4.2967
44.1Pa
2.5.2克服位能提高所需的压降△P2
P2Yas74.29630.1Pa
丫——气流干燥管的有效长度,m
2.5.3局部阻力损失△P3
据相关资料叙述,此压降一般在1000〜1500Pa之间,取4P=1300Pa
2.5.4总压降△P
根据以上计算,气流干燥管的总压降为:
△P=AP1+△P2+△P3=44.1+30.1+1300=1374.2Pa
3单层圆筒流化床的设计计算
►預熱器」
B
单J!
三流化床干黯
逹4
Hi,切
►
流比宋干燥过程示意图Q
3.1物料衡算
3.1.1流化床干燥器中水分蒸发量W
G22
11903710%0.5%
1000.5%
11365kg/h
G2――气流干燥器的产量、流化床干燥器的进料量,kg/h
CD2――流化床干燥器进口的物料湿含量
CD3――流化床干燥器出口的物料湿含量
3.1.2流化床干燥器的产品产量G3
G3G2W11903.71136.510767.2kg/h
3.1.3绝干物料量Gc
GcG2(12)11903.7110%10713.3kg/h
3.1.4物料的最终干基湿含量X3
0.5%
1~~0.5%
0.005
3.2热量衡算
3.2.1水分蒸发所需热量Q1
Q1W(24901.88t2&
tm2)
C1=4.187kJ/(kg水)
Q,1136.5(24901.881254.187110)
贝U:
'
2573525kJ/h
3.2.2干物料升温所需热量Q2
Q2G2CS(tm3tm2)
11903.70.712(120110)
84749kJ/h
3.2.3干燥器中所需热量Q'
QQ1Q2
75735847492658274kJ/h
3.2.4热损失Q3
Q315%Q
15%2658274398741.1kJ/h
257352584749398741.13057015.1kJ/h
3.2.6干空气用量L
空气经过干燥器,温度从t1=800C变成t2=125C,
L(1.011.88H2)(t1t2)1.01
3057015.1
1.880.26800125
3021.7kg/g
3.2.7最终废气湿含量H3
空50.26
3021.7
3.3
对于最小颗粒dmin=0.1mm,由上文可知,
最小颗粒的逸出速度Ut
在平均温度462.5C下,空气的
P=0.483kg/m,
呼3.496*10-
Pa•s
所以Armin
dminasag0.1
a
33
1030.48320000.483
3.496105
根据式Re
0.14Re0.17
Ar
得Remin=0.4
故Ut
Remina
dmina
3曲0.29
0.11030.483
0.4
3.4
扩大段直径D2'
的确定
D2
V
6913.64
2.9m
〔3600(/4)山
.36002.29
则实际扩大段的直径为①2900mm
3.5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1.2〜1.4m/s,现取u=1.2m/s进行计算
在125C下,湿空气的比容Vh3和体积流量V分别为:
VH3
0.7731.244H3
273125
2.288m3/kg干空气
VLVh330217228869136m3/h
流化床床层的横截面积A为:
A-
3600u
6913.6
36001.2
1.6m2
因此,床层的直径为:
1.43m
圆整后取实际床层直径为①1500mm
3.6分离段直径D1的确定
在125C下,空气的密度p=0.887kg/m3,黏度忙2.31*10-5Pa-s
222.31
dmina
0.3100.887
1.91m/s
分离段直径为D1
3600(/4)uf
6913.64\36001.91
1.13m
对于平均直径
dm=0.3mm的产品颗粒:
Armin
dmasag0.31030.88720000.8879.8
252878・9a2.31105
根据式Re。
.仆畀7篇得Rem=22
3.7流化床干燥器总高度Z的确定
3.7.1流化床床层高度Zf
(1)颗粒的堆积密度可取p=65%p=1300kg/m3
则固定床的空隙率为
1-」
1300
1-2000
0.35
⑵对于平均直径dm=0.3mm的物料颗粒:
上文计算得Ar=878.9
Re
dmUa
0.31031.20.887
2.31105
13.82
则流化床的空隙率为:
18Re0.36Re2
0.21
878.9
0.808
(3)取静止床的高度H。
’=150mm则流化床床层高度为:
ZfH。
一-0.1510.350.508m
1f10.808
3.7.2分离段高度Z1
由分离段颗粒的沉降速度U1=1.91m/s,D1‘=1.13m,查得:
Z1/D1'
=1.8,
则Z1=2.0m
3.7.3扩大段高度Z2
根据经验,取Z2=1m
3.7.4总咼Z
Z=Zf+Z1+Z2=0.113+2.0+1=3.113m
3.8颗粒在流化床中的平均停留时间
bAH01300/41.520.1560
—01.92min
G310767.2
3.9流化床的分布板
3.9.1选用侧流式分布板(侧流式锥帽分布板)
3.9.2分布板的孔数n0
n。
Vs
Td0u
式中:
—0.7721.244H23600
沁0.772
3600
3.6m3
1.244
t2273
273
c“800273
0.26
3.6
32
5101.2
3.9.3开孔率n
A
所以
n°
1.5105(个)
A0――孔的总面积,
m2
A――分离段截面积,
7d0n°
325
51°
1.51°
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- 气流 单层 流化床 联合 干燥 装置 设计