毕业论文-多孔板式多层流化床干燥器设计

摘要在化学工业中，为了满足生产工艺中对物料含水率的要求或便于储存、运输，常常需要用到干燥过程。本次毕业课程设计的任务是设计一种多孔板式多层干燥器，将颗粒状物料的含水量从23降至3，生产能力为216万T/A。来自加热器的颗粒状物料用星形加料器加入干燥器，在555下离开干燥器。湿度为002的空气经电加热器加热至200后进入干燥器，经过与悬浮物料接触进行传质传热后，湿度增加到0059，温度降至95。将尾气通过旋风分离器，以提高产品的收率。流程中采用前送后抽式供气系统，维持干燥器在略微负压下工作。通过查阅资料和选用公式设计，干燥器较好的设计结果为床层底面积7M，直径为3M，高度299M，隔板间距03M，物料出口堰高049M。分2布板开孔率35。此外，还确定了合适风机、排风机、旋风分离器、换热器等附属设备及型号。关键词干燥；多孔板式多层流化床；颗粒状物料；热载体ABSTRACTINTHECHEMICALINDUSTRY,INORDERTOSATISFYTHEPRODUCTIONPROCESSINTHEMOISTURECONTENTOFMATERIALREQUIREMENTSORFACILITATESTORAGE,TRANSPORTATION,OFTENNEEDTOUSETHEDRYINGPROCESSTHEPRINCIPLESOFCOURSEDESIGNTASKISTODESIGNAPOROUSPLATEMULTILAYERDRYER,THEMOISTURECONTENTOFGRANULARMATERIALSFELLTO23FROM3,PRODUCTIONCAPACITYOF216000T/AFROMFLASHDRYINGPARTOFGRANULARMATERIALSWITHSTARFEEDERANDJOINDRYER,IN555OUTTHEDRYERHUMIDITYFOR002OFTHEAIRAFTERELECTRICHEATERHEATEDTO200TODRYER,AFTERANDSUSPENDEDMATERIALCONTACTAFTERMASSTRANSFERHEATTRANSFER,HUMIDITYINCREASESTO0054,THETEMPERATUREDROPSTO95FINALLYTHEYWILLEXHAUSTTHROUGHTHECYCLONESEPARATOR,INORDERTOIMPROVETHEYIELDOFPRODUCTPROCESSBEFORETHESENDSMOKEAFTERCOOKINGGASSUPPLYSYSTEMTYPE,MAINTAINTHEDRYERINSLIGHTLYNEGATIVEPRESSURETHROUGHTHEDATAACCESSANDSELECTTHEFORMULADESIGN,DRYERBETTERDESIGNOFTHERESULTSBEDBOTTOMAREAOF7,DIAMETERFOR3M,299MHIGH,CLAPBOARDSPACING03M,049MHIGHEXPORTWEIRMATERIALSDISTRIBUTIONPLATEOPENINGRATE35INADDITION,STILLDETERMINEDTHEAPPROPRIATESUPPLYANDEXHAUSTFAN,CYCLONESEPARATOR,HEATEXCHANGERANDAFFILIATEDEQUIPMENTSANDMODELKEYWORDSDRYPOROUSPLATEMULTILAYERFLUIDIZEDBEDGRANULARMATERIALHEATCARRIER目录前言11绪论22干燥过程的设计方案及流程说明821主体设备的设计822辅助设备的选择823干燥过程的流程说明824优化设计9241优化分析9242干燥器年总费用J925干燥器优化设计工艺分析12251风机风量12252干燥器体积的计算12253干燥器热量衡算12254预热器热负荷及耗电量133干燥器设计1431干燥设计已知条件的确定1432风量的确定1533塔径的决定1734温度区分布1735床层压力损失1836热容系数2137多孔板层数2138预热器的热负荷和干燥器的效率224辅助设备的选型2441供料装置的选型2442电加热器26421结构形式及使用范围26422电加热器的设计选型2743旋风分离器选型原则和步骤2844干燥器主体材质的选择3045管道设计及管道损失计算30451管径的选择30452气体的管路摩擦压力损失与局部压力损失3246送风机和排风机33461送风机33462排风机345结论3651干燥器系统经济性分析3652计算结果汇总表37致谢39参考文献40附录A41附录B49前言褐煤内部存在许多毛细孔，湿褐煤就像吸足水分的海绵；而干燥（指仅脱除表面水的情况）后的褐煤就像拧干后的海绵。当干燥（指仅脱除表面水的情况）后的褐煤遇到水时，就会吸潮，与拧干后的海绵吸水的原因一样。这就是为什么干燥（指仅脱除表面水的情况）后的褐煤在放置过久或运输过程会吸潮的原因。褐煤在常温下加热到100度以上时，大部分的自由水能够被蒸发。当褐煤水分低于15时，若需要继续干燥和脱水，即脱除结合水时，由于褐煤与结合水有较强的结合力，则需要较高的温度和能量才能够进行。当褐煤在常压下继续加热到180度以上时，褐煤结合水（内在水）能够被脱除。当褐煤温度高于150度时，羟基官能团（主要是COOH）发生分解，析出CO气体，同时将褐煤的结合水（内在水）排除。进一步提高温度，将导致越来越多的羟基官能团分解，从而引起褐煤的表面性质改变。在这种干燥温度条件下，由于大量的羟基官能团分解，导致褐煤内部的毛细孔倒坍和产生交联。毛细孔倒坍可以阻止水分进入毛细孔；而交联反应则能够对毛细孔进行密封，阻止倒坍的毛细孔在吸收水分时再膨胀。另外，当褐煤温度被加热到200度以上时，其表面积会大大减少。表面积减少的主要原因是由于在高温干燥条件下引起褐煤内部的焦油的强烈迁移，即焦油由毛细孔内部向毛细孔外部迁移。迁移到毛细孔外部的焦油在冷却过程中，由于焦油冷凝从而对毛细孔进行密封，从而一起褐煤的表面积减少。由于上述过程，即毛细孔倒塌，交联反应和焦油迁移对毛细孔形成密封，结果褐煤变得越来越疏水，同时也能够观察到褐煤的硬化,这也导致褐煤的刚性结构的形成。其结果就是褐煤能够从软煤转换为硬煤，由亲水性转换为疏水性，从而可以实现褐煤的长途运输。1绪论褐煤是一种高挥发分、高水分、高灰分、低热值（14MJ/KG左右）、低灰熔点、污染重且利用率相对较低的资源。目前，我国烟煤、无烟煤等优质煤资源已被充分利用，拓展空间有限，而对褐煤的大规模开发利用刚刚开始。我国褐煤资源相对比较丰富，己探明的储量达1303亿吨，占全国煤炭储量的13，开采成本低，其中内蒙古占全国褐煤总储量的77。我国的褐煤普遍存在湿度大（3050）而导致的燃点低和二氧化碳排放量大的缺点，直接燃烧未提质的褐煤原煤，会产生严重的环境污染问题（二氧化碳排放量比普通烟煤高15左右），增加电厂和煤化工项目的建设和运行的成本；同时，较高的含水量导致褐煤运输费用增加，限制了内蒙地区丰富的褐煤资源外运至南方沿海城市利用的空间。提质工艺是指通过合理的干燥过程，降低褐煤的含水量，提高褐煤能量密度的技术。目前，国内褐煤干燥的工业应用还没有大规模展开。国内准工业规模褐煤预脱水装置分为燃煤烟气直接接触链板式，移动床式，转筒干燥和蒸汽间接干燥过热蒸汽内加热流化床,过热蒸汽回转圆筒两种。国内褐煤电厂多采用高温烟气通过磨煤机达到干燥煤粉的目的。但高温烟气与煤粉直接接触存在安全隐患、造成炉膛温度和锅炉效率降低，而且褐煤水分过高导致调节复杂，动力消耗和维护费用高。干燥过程广泛用于生产和生活中。最初利用自然界的太阳能及风力，对物料及农副产品进行缓慢的干燥加工。而后，随着农业发展，这种天然的、劳动强度极大而又不能受人们意志控制的干燥方法，逐步让位给各种人工去湿方法和人工干燥过程。去湿方法和干燥过程在工农业生产中，经常会遇到从各种物料中除去湿。分的过程，各种物料可以是固体，液体或气体，而湿分则常常是水或水蒸气，但在某些情况下，也可以是有机液体或有机蒸汽等其他湿分。从物料中除去湿分的操作称为去湿。去湿方法按作用原理来分，可分为机械法，热物理法，物理化学法。干燥过程的特点固体物料的干燥包括两个基本过程，首先是对固体加热以使湿分气化的传热过程，然后是气化后的湿分蒸汽由于其蒸汽分压较大而扩散进入气相的传质过程，而湿分从固体物料内部借扩散等的作用而源源被输送到达固体表面，则是一个物料内部的传质过程。因此，干燥过程的特点是传热和传质过程同时并存，两者相互影响而又相互制约，有时热传可以加速传质过程的进行，有时传热又能减缓传质的速率。干燥操作的目的在物料或制成品的工艺加工过程中，干燥操作的目的可分为下列五种1）对原材料行干燥。为防止某些高分子材料成型加工时产生气泡及物料降解，事先必须经过干燥。为改进工艺生产过程，提高产品收率而使用干燥操作。为防止在生产过程中存在引起腐蚀的湿分而应用干燥，例如煤气的干燥或苯在氯化之前的干燥等。各种生产工艺的要求如提高粉末加工效率，在粉末前必须2）为提高或强化大型设备的生产能力而应用干燥操作，如炼焦煤采用预热干燥，可使焦炉的生产能力提高50，且还能提高焦碳的质量。3）干燥原材料或产品以减轻中路，降低运输费用，或使物料变干，以便于运输。如食盐干燥以保持其自然流动的特征。4）提高燃料的热值，以使劣质燃料能有效地应用于高温工业用炉，或增加产品的有效成分以使其便于处理及销售。如肥皂粉，染料以及各种化学肥料等。5）使产品便于保藏，而不至于中途变质腐烂而应用干燥操作。如各种抗生素药品，各种生化制品，各种食品，蔬菜等水分的存在，有利于微生物的繁殖，因而使产品分解或变质。干燥对这类物品的储存是十分必要的。传统的干燥器主要有箱式干燥器、隧道干燥器、转筒干燥器、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A，物料静止型或物料输送型干燥器；B物料搅拌型干燥器；C物料热风输送型干燥器；D物料移动状态；E辐射能干燥器。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,流化床干燥器的特性1物料干燥速度大,在干燥器中停留时间短,所以使用于某些热敏性物料的干燥2）由于流化床内温度均匀，并能自由调节，故可得到均匀的干燥产品。3）因热传递迅速，所以处理能力大。4在同一设备中,既可进行连续操作,又可进行间歇操作5）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。6）因流化床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。7）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。8）不适用于易黏结或结块的物料。9床层内纵向返混严重,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10对被干燥物料的粒度有一定的限制,一般要求不小于30UM、不大于6MM。11）对产品外观要求严格的物料不易采用。干燥贵重和有毒的物料时，对回收装置要求苛刻。干燥器选型时应考虑以下因素1被干燥物料的性质，如热敏性、粘附性、颗粒的大小形状、磨损性以及腐蚀性、毒性、可燃性等物理化学性质。2对干燥产品的要求干燥产品的含水量、形状、粒度分布、粉碎程度等。如干燥食品时，产品的几何形状、粉碎程度均对产品的质量及价格有直接的影响。3物料的干燥速率曲线与临界含水量确定干燥时间时，应先由实验做出干燥速率曲线，确定临界含水量。物料与介质接触状态、物料尺寸与几何形状对干燥速率曲线的CX影响很大。4回收问题固体粉粒的回收及溶剂的回收。5干燥热源可利用的热源的选择及能量的综合利用。6干燥器的占地面积、排放物及噪声是否满足环保要求。气体和物料在干燥器中的流动方式，一般可分为并流、逆流和错流。在并流操作中、物料的移动方向与介质的流动方向相同。湿物料与低湿的热气体接触，传热、传质推动力都较大，干燥速率也较大，干燥推动力下降，干燥速率降低，但沿着干燥器管长的增大，因此，并流操作时前期干燥速率较大，而后期干燥速率较小。在错流操作中，干燥介质与物料间运动方向相互垂直。各个位置上的物料都与高温、低湿的介质相接触，因此于燥推动力比较大，又可采用较高的气体速度，所以干燥速率很高。干燥介质进入干燥器时的温度提高干燥介质进入干燥器的温度，可提高传热、传质的推动力，因此，在避免物料发生变色、分解等理化变化的前提下，干燥介质的进口温度可尽可能高一些。对于同一种物料，允许的介质进口温度随干燥器型式不同而异。在流化床、气流等干燥器中，由于物料不断地翻动，致使物料温度较均匀，干燥速率快、时间短，因此介质进口温度可高些热敏性物料，宜采用较低入口温度，可加内热构件。不同阶段流化床的状态1）固定床阶段当流体速度较低时，颗粒所受的曳力较小，能够保持静止状态，不发生相对运动，流体只能穿过静止颗粒之间的空隙而流动，这种床层称为固定床，如图11图所示，床层高度L。保持不变。2）流化床阶段当流速增至一定值时，颗粒床层开始松动，颗粒位置也在一定区间内开始调整，床层略有膨胀，但颗粒仍不能自由运动，床层的这种情况称为初始流化或临界流化，如图11（B）所示。此时床层高度为L。空塔气速称为初始流化速度或临界流化速度。如继续增大流速，固体颗粒将悬浮于流体中作随机运动，床层开始膨胀、增高，空隙率也随之增大，此时颗粒与流体之间的摩擦力恰好与其净重力相平衡。此后床层高度将随流速提高而升高，这种床层具有类似于流体的性质，故称为流化床，如图11（C），（D）所示。在流态化时，通过床层的流体称为流化介质。3）稀相输送床阶段若流速再升高达到某一极限时，流化床的上界面消失，颗粒分散悬浮于气流中，并不断被气流带走，这种床层称为稀相输送床，如图11（E）所示。颗粒开始被带出的速度称为带出速度，其数值等于颗粒在该流体中的沉降速度。图11不同流速时床层的变化FIGURE11DIFFERENTVELOCITYLAYEROFTHEBEDCHANGE干燥速率的定义是在单位时间内每单位面积上湿物料汽化的水分质量，以符号U表示，其单位为KG水/MH。典型的干燥速率曲线如图11所示。此图是以干燥速率为纵2轴，物料湿含量干基为横轴做出来的。不同的物料在不同的湿空气状态下有不同的干燥速率曲线而以实验测定之。图11上的A点表示进人干燥器的某物料雾滴，其湿含量为50干基，从湿含量50的A点干燥到20的B点这一阶段中，干燥速率不变，AB为一水平线，所以干燥第一阶段常称为恒速干燥阶段。这一阶段的终点图上B点称为临界点，此点的湿含量称为临界湿含量或称临界湿度，如图上的C。过临界点以后，干燥C速率开始下降，一直下降到于燥速率为零，达到了在一定干燥条件下的极限，这时的物料湿度称为平衡湿度C图上的E点，此点的平衡湿度为05。干燥第二阶段常称为降E速干燥阶段。实际上，在工业生产中不会干燥到平衡湿度C那将需要无限长的干燥时间，E而是介于临界湿度和平衡湿度之间的某一位置上，视工艺生产需要和经济与否而定。例如，图上物料干燥后的最终含含量为25，下面讨论一下这两个阶段的特点图12干燥速度曲线FIGURE12THEDRYINGSPEEDCURVE恒速干燥阶段在这一阶段中，物料表面始终被水所润湿，物料内部大孔隙中的非结合水分很容易向表面移动，足够补充表面汽化所失去的水分。因此，不论对何种物料，都表现为普通水面上汽化的特性，即物料表面的蒸汽压等于同温度下水的饱和蒸汽压。恒速干燥阶段的干燥速率取决于表面汽化速率，即取决于湿空气的性质空气的温度、湿度及流速等而与湿物料的性质无关。因此，恒速干燥阶段属于表面汽化控制阶段。对空气一水系统，在绝热干燥情况下，物料表面温度始终保持为空气的湿球温度。降速干燥阶段，在这一阶段，从物料内部向表面移动的水分已经不足以补充表面汽化的水分。因此，过了临界点以后，在这一阶段的前期图上的BC线，一部分物料表面已不再维持其饱和润湿状态，逐渐变化到C点处，全部表面都不为水所饱和，汽化面移向固体内部，因此在后期图上CD线干燥速率下降更快斜率变大。在整个降速阶段，干燥速率取决于物料性质，属于物料内部水分移动控制阶段。这时，物料表面的蒸汽压低于同温度下水的饱和蒸汽压。由于空气传给湿物料的热量大于水分汽化所需的热量，因此物料表面温度逐步上升并逐渐接近于空气的温度。物料的临界湿含量是恒速干燥与降速干燥阶段的分界点，它是设备设计时极为重要的参数。该值不仅与物料性质有关，而且还随干燥条件不同而显著不同。例如，粒状物料堆积干燥时，临界湿含量C0C08012，均匀分散在热气流中干燥时，临界湿含量C01,这二者之间的差别是非常明C显的。同时应当指出，对同一种物料，用同样的干燥设备，但干燥介质不同，其值也是不一样的，例如用过热蒸汽作为干燥介质比用空气作为干燥介质的临界湿含量低得多。由于物料在干燥时，湿含量是逐渐减小的，在降低至临界湿含量以前，干燥速率最高，物料的温度也最低，因此，从干燥技术的角度考虑尽可能选择低临界湿含量的方法，缩短干燥时间，提高产品的质量。2干燥过程的设计方案及流程说明21主体设备的设计本次设计任务是年处理量为216万吨某颗粒状物料的干燥。从星型给料机来的细颗粒物料，初始含水量为23，要求在多孔板式多层流化床干燥器中干燥至3。根据设计任务及操作条件，先确定空塔风速，通过物料预热阶段的沉降速度确定，要物料及热量衡算，并确定出空气和物料出口温度。在干燥器的设计过程中，依次根据条件与已知量求出流化床的压损，物料在降速干燥阶段区间，等速干燥阶段区间，塔顶预热阶段区间的温度分布，多孔板的层数。算出流化床的高度。从而得到流化床的体积。22辅助设备的选择流化干燥的附属设备主要包括风机、电加热器、气固分离器及供料器，这些设备的合理选择对干燥具有重要的作用。对于风机的选择首先根据所输送气体的性质（如清洁器，含尘器）与风压范围，确定风机的材质和类型，然后根据计算的风量和系统所需要的风压，参照风机样本选用合适的型号。因为其选择要同时满足全风压和所需风量两者的条件，但由于参照样本中没有合理的风机可供选择，故可选择风压稍大的机型以满足条件。对于电加热器的选择，电加热器通过将电能转化为热能，控制非常精准。至于供料器，选择的是星型供料器，该供料器是应用最广泛的供料器之一。其操作原理是电动机通过减速器带动星型叶轮转动，物料进入叶片之间的空隙中，借助叶轮旋转由下方排到受料系统，其结构简单，操作方便，物料颗粒几乎不受破碎，对高达300高温物料也能使用，体积小，安装简便，可用耐磨、耐腐蚀材料制造，适用范围很广，但其结构不能保持完全的气密性，对含湿量高以及有粘附性物料不宜采用。最后，是气固分离器的选择，选择的是旋风分离器，选型时，根据含尘器的处理量和允许压强降，定出合适的入口气速，由此确定入口管截面积，然后按结构比例关系确定其他尺寸。本次设计所选的旋风分离器的型号是XM9。23干燥过程的流程说明湿物料由星型供料器加入，利用送风机的旋转产生的负压的推动使物料进入管路。然后，净化后温度为20的空气进入换热器，空气被加热。出口处的空气温度，即进干燥器温度为200。24优化设计241优化分析干燥广泛应用于化工，医药，冶金，建材，食品等领域，是一种能耗高的单元操作系统。常规干燥设计是按经验确定干燥介质（通常为空气）的出口温度，即出口温度应比绝热饱和温度高2050，然后进行干燥器其他工艺参数及结构尺寸的设计。干燥介质出口温度选择不当，会增加干燥过程设备投资费用与操作费用，因为干燥介质出口温度是干燥器设计的重要参数之一，出口温度高则干燥介质出口湿度降低，干燥介质耗用量增加。出口温度升高使平均传热推动力增大；出口湿度降低，使传质推动力增大，平均传热和传质推动力增大使干燥设备体积减少，而干燥器出口温度降低，使干燥介质耗用量减少，干燥器体积增大。因而有必要对干燥器进行优化设计。本次优化设计以年总费用最小为目标，最佳出口温度应比饱和湿球高在2050之间。242干燥器年总费用J以球形颗粒和空气为例建立干燥器优化设计的数学模型。多孔板多层流化床干燥器（干燥介质和被干燥物料呈错流）的流程示意图如下图21多孔板式多层流化床干燥器流程示意图FIGURE1POROUSPLATEMULTILAYERFLUIDIZEDBEDDRIERFLOWDIAGRAM在考虑了干燥器，电预热器，风机，除尘器等设备的投资折旧费用和电预热费用，风机运转费用等操作费用的情况下，建立了干燥介质出口温度优化设计数学模型，它以年总费用为目标函数，总费用J为DHPG式中J总费用，万元/年；G干燥设备投资折旧费，万元/年；D电预热费，万元/年；H风机运转费，万元/年。P干燥设备投资折旧费用包括干燥器，预热器，风机和除尘器设备的投资折旧费。DG设年投资折旧费为CDGAMBVFY式中干燥器体积，M；V3设备年折旧率，；CF1A美元和人民币的兑换系数。YA为综合指数，它随企业规模，加工能力，产品质量，信誉，服务水平等不同而不同，一般可取0204，为通货膨胀系数，设2005年为15001，若以后各年不知，可按5递M增速度计算，B为经验系数，一般可取4555，C为指数，一般可取115，为设备折旧CF率，一般取0080125,即干燥器使用年限一般为812年。由式得干燥系统的设备折旧费是干燥器体积的函数。点加热器费用为HGDIANHHGTW式中电量，度数HW年工作时间，H；T电的价格，一般可取05元/KWH。DIANG风机年运转费用为风机运转所消耗的电能的费用，它与风机的风量成正比，若干燥系统阻力较小，可采用一台送风机，其年运转费用为04PHSGQT若干燥系统的阻力较大或防止干燥器中干燥介质中干燥介质向外泄露，使干燥器内产生一定的负压，则必须在干燥系统出口增加一台排风机，其年运转费用可用下式计算04PHSPHGQT式中送风机，排风机的风量，M/HHPSQ，300004经验比例系数。25干燥器优化设计工艺分析由以上分析得要求干燥系统的总费用，必须求得风机用量，用电量，干HSQPHW燥器体积V。而这三个变量是空气出口温度的函数，在空气出口温度T确定的情况下，2，V是可以通过工艺衡算得到。HSQPHW251风机风量对多孔板式多层流化床干燥系统在干燥器出口要采用除尘装置分离空气中的固体颗粒，故干燥系统的阻力较大，除在干燥系统进口安装送风机外还要在干燥系统出口处安装排风机，送风机安装于预热器之前，此时湿空气的状态为（T，），而排风机安装于0H干燥器之后，其湿空气状态为（，），所以送风量和排风量分别为2TH00L07314273/HSQT（）（）252干燥器体积的计算在多孔板式多层流化床里，我们可以根据所求风量和空塔风速求出流化床的直径，再求出多层流化床的层数，而通过经验我们可知道一层多孔板式多层流化床的大致为025M04M。既而得到流化床的高度，算出其体积。253干燥器热量衡算图21干燥器热量平衡图FIGURE21DRYERHEATBALANCEFIGURE对如图所示干燥装置作热量衡算，则得0122PDCLCLIQGIQI在本设计中的干燥器没有补充热量，故，所以，干燥器中的热量衡算可表达为0DLLMWP由上式得加入干燥系统的的热量用于以下四个方面以汽化水分，以加热QWQM物料，以补偿设备的热损失，以QL加热空气。LQ其中120WVWCTR又221874XCSM874122XCGQSC0TLXL020TH1CP11因为干燥器的热损失为有效耗热量的10，即0MWLQ254预热器热负荷及耗电量由分析的预热器的热消耗量为PQ0118LHT用电加热，取热损失为有效传热量的10，则有；即耗电量HPWQ109/PHW3干燥器设计31干燥设计已知条件的确定已知条件利用昭阳褐煤在日晒7天以后的褐煤如下物料名称褐煤粉生产能力3T/H（干料）2G干燥前含水量23（湿料）（023/077）1W1干燥后含水量3（湿基）（03/097）22干物料比热容113KJ/KGCSC堆积密度800KG/MB3真实密度1200KG/MS粒度分布176M500503MM32303015MM31015008MM85008MM107温度201着火温度420热风温度T2002热能热空气1）多孔板的确定在物料的预热阶段，考虑有少量的物料凝聚现象，故多孔板的孔径为15MM。在等速和降速干燥阶段，由于物料颗粒较小，可取孔径为10MM多孔板的开孔率为35。2）热风速度的确定空气的出口温度应比进口气体处湿球温度高出经2TO205C优化可取，避免在旋风分离器内析出水分，这里我们取445C。542WT由及查湿度图得,近似取,于是CT2011H02C01CTW5012C92T塔顶的热风温度为95，代表粒径为029MM，故此粒子的沉降速度为17。取SM塔顶的空塔风速为沉降速度的05倍，即为085。从分析得所知，此粒度以下的物料SM占总供给量的19。从流化床干燥器所进入的颗粒物料，算出平均直径，其结果032MMPD则033MM的颗粒在95时的沉降速度TVGS2P18D5231084103209）（149SM则塔顶通过孔的风速为2174VS3508TDT这样就形成了良好的流态化层。32风量的确定，,KJ/KG，20T（干空气）（水）KG/02H150TW2380W，KJ/（KG）。C0973C213CS）（）（）（）（）（）（W2S0WTC02S2W2TCTTW2S0）（）（）（5021328097970328520502138555绝对干料的加料量97031GC）（2357KG/H蒸发水量9732135W631KG水/H求所需风量WWSCCTTCGTLX112121212045014822KJ/H0若设备的热损失按干燥所需要的热风量10计算，则所需热风量0L148216304KG/H热风湿度增加为039164X热风在离开塔顶的湿度210059在标准大气压下，对空气和水系统空气湿比容273TX41730VX当T95，X0059，21273950410X114M/KG（干空气）3在T95，0059时，空气的湿比容M/KG（干空气）11XVX3故在塔顶的风量为16304114L51M/S333塔径的决定在塔顶的空塔风速M/S，故塔径为850V02VLD4D276M实际采取塔径为3M34温度区分布物料和热风温度按各干燥阶段的区间进行计算。1）降速干燥阶段区间，根据热平衡WSCOCXTWCGTL2121WATT5973135051482用试算法求得8,4WATT2等速干燥阶段区间WCBAOCXGTL212380973519805148AT310TB3物料在塔顶部预热阶段区间BBWBSCOCXTWCGTL11212107452在塔顶预热阶段，热空气对物料的传热仅起升温而无水分汽化的作用，故汽化潜热0W）（）（）（）（）（49509732049731235T10514821951T图31干燥器温度分布FIGURE31DRYERTEMPERATUREDISTRIBUTION35床层压力损失1）降速干燥阶段区间平均温度，以及平均湿度。则湿比容平均T19280KG/02X平均S/M076314LKG/V33X空塔风速20D4/V2376084M/S孔速S/M423508D在平均温度下，粒度为032MM的粒子的沉降速度计算如下GS2PT18）（5230619）（2745M/SM/S67142572ER65V81033033TTT53T）（）（则,多孔板的孔径为10MM，开孔率为35。431672T1809453012DP当10V/20时TV则22CM346057D4360GQ009KG/MS26450108912035127GDQD40N63660SMP）（）（）（）（）（N31460154则072SIN927COS22，22TT2PSC8COSV/9IGD/P）（）（649701307813/892）（）（PA62MHP2）等速干燥阶段区间按以上同样计算，其结果为，431V/S840VT50N所得结果如上个阶段相同PA63）物料在塔顶部预热阶段区间按以上同样的计算，其结果为KG/（）093460257D4360GQ22CMSM2520105981203517GDQDN636060SMP）（）（）（）（27SIN7COS46N322，）（22TT2PSC8COSV/9INGD/P）（）（PA6136热容系数1）降速干燥阶段区间1874315804575170TPSCGDPAH8617KJ/（M2H）2）等速干燥阶段1874315804575170TPSCGDPAH8617KJ/（M2H0C）3）材料在塔顶部预热阶段区间1874906845755170TPSCGDPAH3473KJ/（M2H0C）37多孔板层数1）降速干燥阶段区间13257048051482376LN1LN200SCXZGLCAAHT04层43算作一层2）等速干燥阶段区间051482376LNLN20ZCLAAHT25算作3层3）物料在塔顶部预热阶段区间1325704805148237LN1LN200SCXZGLCAAHT035层算作一层综上可得，我们可以的得到多层流化床可以分为5层38预热器的热负荷和干燥器的效率81001THLQP26342653476KJ/H738KW81002THLQP2956341283940KJ/H35665KW干燥器的热效率为10PHQ738654834辅助设备的选型41供料装置的选型根据物料性质（散粒状）和生产能力（3T/H）选用星形供料装置（加料和排料）。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。供料器有各种不同的形式和容量，必须根据物料的物理性质和化学性质（如含湿量、堆积密度、粒度、黏附性、吸湿性、磨损性和腐蚀性等）以及要求的加料速度选择适宜的供料器。常用的固体物料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，对高达300OC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细颗粒物料，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034MM，硬度和刚性应较高。MD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300天，每天24小时的连续工作。另外喷射式供料器效率不高，且磨损严重，输送能力和输送距离受到限制，也不宜采用。综上，我们选用星型供料装置，如下图所示图41星型加料器FIGURE41STARFEEDERADDED物料供料量M/H802357CGV295M/H3计算星型加料器每转加料量为246013205L/R主要尺寸/MM型号每转体积/L/R电机/KW转速/RMIN工作温度/质量/KGABCHFEND22Y8014/0552480402302001502401205008944Y8014/05524806028024017026015055081166Y8014/05524807530028019029017056081388Y8014/0752480803203202203201905708151010Y8014/112480100340340250330210580816表41CLDHX型星型加料器TABLE41CLDHXADDSTARTYPEFEEDER参考旋转闪蒸干燥与气流干燥技术手册554页，选择CLDHX2型星型加料器，该加料器主要参数如下每转体积2L/R；电机Y8014/055；转速；24R/MIN工作温度；O80C质量40KG；主要尺寸A230,B200,C150,H240,F240,E500,ND。9842电加热器421结构形式及使用范围电加热器的只要由电热元件和方形壳体两部分组成，其中电热元件有两部分组成电阻丝和碳化硅棒，且有不同的规格型号，它在壳体中均为错列布置表42SRQ型号类型TABLE42SRQMODELTYPE外形尺寸/MM型号电压/V功率/KWABCSRQ1220/0522005490330SRQ1220/075220075690530SRQ2220/1022010490330200SRQ2220/1522015690530400SRQ3380/2038020590430300SRQ338025690530400380/25SRQ3380/3038030790630500电加热器结构简单，制作成本低，使用方便，无环境无污染，温度调节灵敏，控制精准很高。但是相对运行成本相对高一点。电加热器的压损一般在1400PA422电加热器的设计选型电加热器的选用计算，主要根据加热所需要的热负荷确定所需要的电功率N，计算如下N12860KQ式中N电功率，KW电压波动修正系数1K设计安全系数，一般取1132表43电压波动修正系数TABLE43VOLTAGEFLUCTUATIONCORRECTIONCOEFFICIENT电压/V240230220190180170K111910931074606706得出N103KW860273这样我们可以选择出电加热器SRQ2/220/10，参数如下电压220V功率1KW外形尺寸A490MM，B300MM，C200MM图42SRQ2FIGURE42SRQ243旋风分离器选型原则和步骤选型原则有以下几方面。1）旋风除尘器净化气体垦应与实际需要处理的含尘气体量一致。选择除尘器直径时应尽量小些。如果要求通过的风星较大甲可采用若干个小直径的旋风除尘器并联为宜如气量与多管旋风除尘器相符，以选多管除尘器为宜。2）旋风除尘器人口风速要保持1823M/S，低于18M/S时。其除尘效率下降高于23M/S时，除尘效率提高不明显，但阻力损失增加。耗电量增高很多。3）选择除尘器时。要根据工况考虑阻力损失及结构形式尽可能使之动力消耗减少，且便于制造维护。4）旋风除尘器能捕集到的最小尘粒应等于或稍小于被处理气体的粉尘粒度。5）旋风除尘器结构的密闭要好，确保不漏风。尤其是负压操作，更应注意卸料锁风装置的可靠性。6）易燃易爆粉尘如煤粉应设有防爆装置。防爆装置的通常做法是在人口加一个安全防爆阀门。空气的体积流量2734172002THLV95463）（17190M/H表44XM型除尘器性能TABLE44XMTYPEFILTERPERFORMANCE型号和风量/M3H1风速/MS1阻力/PA12345678914160191524743104513040535633804698961241416220218928273547463258637238916111310141671827024653280399053116596811310345127241695020350273535344434579073299048114511413817734表45XM除尘器外形数据TABLE45XMPRECIPITATORAPPEARANCEDATA综上本次设计所选气固分离器为XM9型旋风分离器，进口气速为20M/S时气体处理量为17734M/S,标准切线进口，旋风分离器各部分尺寸如下除尘工程设计手册2116页）外形尺寸A3223MM,B5967MM,3060MM,1D380MM560MM,E1428MM,2D3F1780MM,L1780MM,型号1234567891011A13631523169319132123234326132893322336033983B24472747306734773857427747775297590766177827D112001360153017501960218024502730304634403520D2150170190220250270310340380430480D3220250280320360400450500550630700E560633716824916102411311272142816091790F49055562571580089010001151125014051560L70079089010201150127014301590178020002230总/KG2993514615636838671077118460720062412旋风分离器的压损为350PA。图43XM9型除尘器外形FIGURE43XM9TYPEFILTERSHAPE44干燥器主体材质的选择由于干燥器需要与湿物料接触，长期使用易导致壳体生锈，壳层变薄，影响干燥器的使用性能，缩短干燥器的使用寿命，因此，干燥器中与物料接触的主壳体应使用不锈钢材料，防止生锈。查得奥式体型0CR18NI9不锈钢（化工设备用钢360页）广泛8使用，适用于一般化工设备，因此本次设计选用此种型号不锈钢。干燥器采用微负压操作，接近常压，选取5MM壁厚即可。干燥器中不与物料接触的部分如壳体外部的螺栓、螺母采用造价较低的碳钢，支脚采用槽钢，而不使用造价较高的不锈钢。45管道设计及管道损失计算451管径的选择在化工生产和千燥系统中的流体运动，绝大多数是湍流。当输送流体的能力一定时，管径的大小直接影响经济效果。管径小，介质流速大，管路压力降大，从而增加了流体输送设备的动力操作费用。反之，增大管径，虽然动力费用减少，但管路建造费用却增加。因此，设计上必须选择合理的管径。按预先选取的介质流速计算管径551MM，VDV8120179圆整为D550MM式中D管路内径，MMV介质的体积流量，M/H3介质流速，M/S选用直径为560MM的钢管，内壁5MM，材质为不锈钢管路中的阻力损失有流体与管壁摩擦的摩擦压力损失、局部压力损失、静压压力损失和加速压力损失。在流体为含尘气体在管路中流动时，可只计算摩擦压力损失和局部压力损失。图44干燥器系统管道图FIGURE44DRYERSYSTEMPIPELINEFIGURE452气体的管路摩擦压力损失与局部压力损失我们设计从干燥器到送风机与给风机的水平距离各是2M。通过上述旋风分离器的高度为7151MM干燥器物料出口堰高我们取与换热器平齐049M。管道1气体在圆形管路的摩擦压力损失211GNLVDLP960576091864PA在钢管中取00901，在这里我们取009是钢管内壁直径，MMND气体在管道的局部阻力损失在管件形状和流动状态不变时与动压心成正比，按下2式计算1497PA21MP2097350管道2气体在圆形管路的摩擦压力损失22GNLVDL960507169022512PA在钢管中取00901，在这里我们取009是钢管内壁直径，MMND气体在管道的局部阻力损失在管件形状和流动状态不