单层卷筒流化床干燥器课程设计Word文档下载推荐.docx
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此外气体通过干燥系统的流动阻力较大，风机的动力消耗较高，因而气流干燥器的能量消耗较高。
（2）转筒干燥器
机械化程度高，生产能力较大，干燥介质通过转筒的阻力较小，对物料的适应性较强，操作稳定，运行费用低。
但是装置比较笨重，金属耗材多，传动机构复杂，维修量较大，设备投资高，占地大。
（3）喷雾干燥器
干燥速度快，干燥时间短，特别适合热敏性物料的干燥。
但是它的体积传热系数很低，水分汽化强度小，因而干燥器体积庞大，热效率低，动力消耗大。
（4）厢式干燥器
可以用于各种物料的干燥，但其热效率低，产品质量不均匀，主要用于小规模多品种、干燥条件变动大的场合。
（5）流化床干燥器
优点：
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；
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；
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；
设备结构简单，造价低，可动部件少，便于制造、操作和维修；
在同一设备内，既可进行连续操作，又可进行间歇操作。
缺点：
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；
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；
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。
；
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。
3.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。
（后面补充些关于流化态理论的介绍见参考书）
二.课程设计任务书
1.设计任务
设计一台单层圆筒形流化床干燥器，用于干燥某粒状药品，将其含水量从12%干燥至0.5%（以上均为湿基），产量为500kg/h.
2.干燥条件
（1）干燥介质：
空气。
其初始温度和湿度根据成都地区的气候条件来选定。
进干燥器温度为t1=120℃.
（2）物料进口温度：
θ1=20℃.
（3）热源：
饱和蒸汽，压力自选400kPa.
（4）操作压力：
常压；
（5）厂址：
自选。
三．基础数据
（1）被干燥物料：
颗粒密度ρs=2000kg/m3,堆积密度ρb=1100kg/m3,绝干物料比热Cs=0.712kJ/kg℃;
颗粒平均直径dmax=0.5mm，颗粒最小直径dmin=0.1mm；
临界湿含量XC=0.05，平衡湿含量X*≈0;
产品温度不能超过65℃。
（2）物料静床层高度z0=0.15m
（3）干燥装置热损失为有效传热量的15％.
四．设计内容
（1）干燥流程的确定和和说明。
（2）干燥器主体工艺尺寸的计算和结构设计。
（3）辅助设备的选型和计算（气固分离器、空气加热器、供风装置、加料器）。
三.设计方案
1．干燥方法和设备的确定
根据我们此次设计的主要任务：
药物颗粒的湿含量从0.12降至0.005，可以看出药物颗粒的初始湿含量较低，其中存在的水应该是结合水，流化床干燥器最大优点是干燥结合水，故选择流化床干燥器。
在流化床干燥器中我们选择设备结构简单，耗材量少的单层圆筒流化床干燥器。
2.干燥装置流程的确定
如图所示：
因为空气中含有杂质，外界空气首先经空气过滤器进入送风机，在风机的输送下进入空气加热器，使温度提高到要求的120℃后从下部进入单层圆筒流化床干燥器，使物料得以干燥。
由于出干燥器的空气会带走部分药物颗粒，为减少浪费和污染所以在排空之前使用旋风分离器进行气固分离。
最后是排风机帮助输出空气，进行后半段的流体输送。
3.操作条件的确定
由资料查得，成都地区的空气平均湿度ψ=80％，平均温度t0=16℃
其他已知参数为：
X1=X2=XC=0.05X*≈0
G2=500kg/hCs=0.712kJ/kg℃
t1=120℃θ1=20℃且θ2不高于65℃
（一）物料衡算
对连续操作的干燥装置，其物料衡算式为：
=Gc（X1-X2）=L（H2-H1）
每蒸发1kg水分所消耗的绝干空气量可表示为：
l=
绝干物料量2（1-W2）==500（1-0.005）=497.5kg/h
水分蒸发量：
W=GC（X1-X2）=497.5*（0.1364-0.005）=65.37kg/h
16℃空气的饱和蒸汽压
空气进口湿含量：
（二）空气和物料出口温度的确定
空气出口温度应比出口湿球温度高20—50℃在这里取27℃
由t1=120℃及H1=0.0091021,可查图（《化工原理》下册图12.5）得：
tas=38.5℃
对空气—水系统tw1≈tas,近似取出口湿球温度约等于进口湿球温度为38.5℃.
所以空气出口温度t2=65.5℃
因,而
故式
又因
=2491.27-2.30285*38.5=2402.6kJ/kg故
得到62.29℃<
65℃
（三）热量衡算
本次设计中干燥器无补充热量即Qd=0
Q=QP=Qw+Qm+Ql+Ql’
其中
=65.37（2491.27+1.884×
65.5-4.187×
20）/3600=45.96kW,
=497.5（0.712+4.187×
0.005025）（62.29-20）/3600=4.28kW
=L（1.005+1.884*0.0091021）（65.5-20）/3600=0.01405LkW
=L（1.005+1.884*0.0091021）（120-20）/3600=0.02953LkW
因为干燥器的热损失为有消耗热量的15%，
有=5.6295Kw
将上面格式带入物料守恒式为
0.02953L=45.96+4.28+0.01405L+5.6295
解得L=3609.1kg绝干气体/h
由W=L（H2-H1）得空气出口湿含量
H2=W/L+H1=65.37/3609.1+0.0091021=0.02721
QP=0.02953L=106.6Kw
干燥器的效率=45.96/106.6=43.11％
由于饱和蒸汽的压力为400kPa,由水蒸汽表查得该气压下冷凝潜热r=2133kJ/kg则蒸汽耗量：
D=QP/r*3600=106.6/2133*3600=179.92kg/h
（四）操作速度的确定
1.临界流化速度umf
120℃下空气的有关参数为密度=0.898，粘度，导热系数℃
由《化工原理》第四章经验公式
物料的临界流化空隙率按
且有经验式
代入得umf=0.00032×
（2000-0.898）×
9.81/（150×
2.29×
10-5×
11）
=0.0467m/s
2沉降速度ut
解此方程得ut=1.697m/s
验证：
Rep=
满足2<
Re<
500
3.操作流化速度u
由u=（0.4-0.8）ut
取u=0.6ut=0.6*1.697=1.018m/s
四.干燥器主体设计
1.流化床截面积的计算
气体温度为65.5℃及湿含量为H2状态下的比容
VH2=（0.002835+0.004557H2）（t2+273）
=（0.002835+0.004557*0.02721）*（65.5+273）
=1.002m3/kg
由公式
2.物料在流化床中的平均停留时间
3.设备高度
（1）浓相段高度Z1
=906.72
由公式得沸腾床空隙率ε
由得
（2）分离段高度Z2
取实际床层直径为φ1120mm
由《干燥设备》书中图4-14得
Z2/D=1.18得Z2=1.17m
（3）扩大段高度Z3
要进一步减少粉尘带出,可在分离高度以上增加扩大段,降低气流速度,以利颗粒沉降.根据经验取Z3=1m
（4）利用最大直径和最小直径校核（未找到相关资料，未来得及咨询，请老师见谅）
4.干燥器的结构计算
（1）分布板
分布板上的压力损失
=0.15×
（1-0.4）（2000-0。
898）9.81
=1765.0Pa
取床层压降为分布板压降的15%
取分布板阻力系数为2
筛孔气速uor：
分布板的开孔率ψ
则空气进入干燥器的体积流量为V为：
V=L（0.002835+0.004557H0）（t+273）
=3609.1（0.002835+0.004557*0.0091021）（120+273）/3600
=1.110m3/h
选取筛孔直径d0=15mm,则总筛孔数为：
分布板上筛孔按等边三角形分布则
孔心距为
（2）溢流堰
为了保证流化床层内物料厚度的均匀性，物料出口通常采用溢流方式。
溢流堰的高度可取50~200mm，其值可用下式计算，即
其中
解得EV=7.505
将其代入公式整理得:
221.04h+lnh=232.22
利用试差法解得h=1.05m
总体数据
数据名称
符号
单位
计算数据
生产能力
G2
500
物料温度
入口
℃
20
出口
62.29
气体温度
120
65.5
气体用量
绝干气体/
3609.1
热效率
%
43.11
流化速度
1.018
底面积
A
m2
0.987
设备高
H
m
2.59
布气板
型号
单层多孔板
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