卧式多室流化床干燥器的设计

1、课程设计设计题目 卧式多室流化床干燥器的设计学生姓名学 号专业班级指导教师2011年4月18日化工原理课程设计成绩评定表设计 题目成绩课 程 设 计 主 要 内 容本次课程设计我们采用卧式多室流化床干燥器将颗粒状物质的含 水量从3%燥至,生产能力为万t/ao经过对总费用包括设备折旧费、 空气预热和风机运转费优化设计后，该流程可概括为：来自气流干燥器 的颗粒状物料用星型加料器加入干燥器的第一室，再经过其余的四个 室，在°C下离开干燥器。湿度为的空气经翅片换热器（热载体为40OkPa 饱和水蒸气）加热至105。C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，温度降至

2、76;C。尾气经过旋风分离器和布袋式除 尘器，提高了产品的收率之后排放。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。我们主要设计的是干燥装置中的干燥器的长度、宽度以及结构，流 化床面积，以及其它附属设备的选型、尺寸、规格以及风压等等（包括： 换热器、供料器、风机、气-固分离器、脉冲袋滤器、空气过滤器等）。 并在国家标准中选取适当的设备型号，从而得到一份简明的干燥装置的 说明书，然后用计算机辅助设计软件CAD将卧式干燥流化床干燥流程的 具体工艺流程画出，然后再用CAD将已选型的设备及附属设备依次画出， 经修改后，最后确认成图打印。指 导 教 师 评 语签名：200年 月 日化工原

3、理课程设计任务书专业设计题目: 设计时间: 设计任务: 操作条件: 班级 姓名卧式多室流化床干燥器的设计-指导老师：吕建平姚涛年处理万吨某颗粒状物料。从气流干燥器来的细颗粒状物料，初始含水量为3%,要求在卧式 多室流化床干燥器中干燥至% （以上均为湿基）。已知参数如下：被干燥物料 颗粒密度 堆积密度 干物料比热容 平衡湿含量 临界湿含量 颗粒平均粒径 进口温度1200 kgm3400 kgm3 kg K近似取为0（干基）mm30oC在干燥系统要求收率 （IHI收5 Um以上颗粒）干燥介质湿空气进预热器温度to初始湿度进干燥器温度tl45°Ckg水kg干空气105oC加热介质饱和水蒸气

4、，压力自选。年工作日300天，连续生产。试设计干燥器主体选择并核算气固分离设备、空气加热器、供风装置、供料器。图纸：带控制点工艺流程图一张（3#图纸）；主体设备工艺条件图一张（1#图纸）。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

5、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來分，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

6、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

7、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：（1）物料静止型或物料输送型 干燥器；（2）物料搅拌型干燥器；

8、（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。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（一般为儿十毫米），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，以减少粉尘的带出。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

9、，其优 点是热效率较高。但由于压降大，而且物料由上一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，并能白由调节，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）由于滞留时间可在儿分钟儿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

10、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30m 不大于6 Inm o11）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，产品的儿何形状、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

11、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、物料尺寸与儿 何形状对干燥速率曲线的影响很大。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。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。本次化工原理课程设计的任务是设计一 种卧式多室流化床干燥器，将颗粒状物料的含水量从3%降至,生产能 力为万ta°来自气流干燥器的颗粒状物料用星形加料器加入干燥器的 第一室，再经过其余的四个室，在°C

12、下离开干燥器。湿度为的空气经翅 片换热器（热载体为40OkPa饱和水蒸气）加热至105。C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，温度降至°C。最后 将尾气通过旋风分离器和袋滤器，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3m',长度与宽度分别 取和，高度，隔板间距,物料出口堰高。分布板开孔率7%,总筛孔数116257 个，孔心距。此外，还确定了合适的送风机、排风机、旋风分离器、袋 滤器、换热器和空气过滤器等附属设备及型号。关键词：干燥；卧式多室流化床；颗

13、粒状物料；热载体AbStraCt: In CheiniCaI industry, the PrOCeSS Of drying is USUalIy required in Order to meet the demand Of the rate Of Water COntent Of mate:TiaI as WelI as the StOrage and transportation. The task in the COUrSe Of DeSign for the COUrSe Of PrinCiPIeS Of ChemiCal Engineering WaS to fulfill des

14、igning a drying equipmeIIt Of InUIti一COmPartnIent fluidized dryer, WhiCh COUICl handle 13,OoO-ton granular materials a year With Water COntent 3% to an extent Of Water COntent Of % SOIidS COnIing from gas-dryer Were injected to the first COmPartment With a Star-like feeder, WhiCh then PaSt Other thr

15、ee COmPartments One by One and Ieft at °C Air, WhiCh heated to 105°C by a fin type heat exchanger (heat CarrierJ 40OkPa moist Steam), exchanged heat and mass With granular materials in fluidized bed and CIiSCharged from dust COlleCtOr as CIean gas, With humidity increased from to and tempe

16、rature decreased from 105CC to °C. BIOWing fan and exhaust fan Were USed together in the PrOCeSS flow to keep dryer WOrking Under Iittie SUbatmOSPheriC PreSSUre After resourcing and CaICUIating, the OPtimUm Parameters Of multi-COmPartment fluidized dryer determined In OUr design WOrk Were as fo

17、llows: fluidized bed area 3f With in Iength and in width, COmPartment height ,distance between division PIate , Weir height for dry PrOdUCtCIiSCharge J OPening ratio 7% in distributor Plate With total number Of holes 116257 and hole distance mm. Furthermore, model number Of Other accessory equipment

18、s SUCh as blowing fan, exhaust fan, cyclone, bag filter, heat exchange and air filter Were also ChOSen to Ineet Clrying requirements KeyWOrds： drying; multi-COmPartnlent fluidized bed; SOIid material;heat Carrier1干燥过程的设计方案及流程说明干燥过程的设计方案（流程图）s<>(、A9-i(n -493 - LWzr<(LXUFI-LOlLf 曾USH c._丄EtD匕

19、二曲打迪 ETM 门1圮LzLfil空代二戈m E=Q s-3a图干燥过程设计流程图主体设备的设计本次设计任务是：年处理量为万吨某颗粒状物料的干燥。从气流干燥器 来的细颗粒物料，初始含水量为3%,要求在卧式多室流化床干燥器中干燥 至。根据设计任务及操作条件，首先要物料及热量衡算，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速度 和流化床层底面积，以及干燥器的宽度、长度和高度，最后是干燥器结构设 计，包括布气装置，分隔板，及物料出口堰高的计算。进而确定卧式多室流 化床干燥器主体设备的结构及尺寸，卧式的选择，从高度方面大大节省了设 备的成本，从经济上带来了一定的

20、效益！辅助设备的选择流化干燥的附属设备主要包括风机、空气加热器、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。对于空气加热器的选择，螺旋式翅片管加热器即可，该种加热器在光滑 管外加上了翅片，增大了空气侧的传热面积，从而提高了传热效果。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

21、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，物料颗粒儿乎 不受破碎，对高达300OC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： XLT/o干燥过程的流程说明湿物料由星型供料器加入、通过空气过滤器，后利用送

22、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45oC的空气进入换热器, 与压力为40OkPa的饱和水蒸气进行热量交换，空气被加热，饱和水蒸气冷却 被液化。出口处的空气温度，即进干燥器温度为105OCo2优化设计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205（C,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

23、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，编写程序来其确定干燥介质的最 佳出口温度。优化分析 干燥器年总费用丿以球形颗粒一一和空气为例建立干燥器优化设计的数学模型。卧式多室流化床干燥器（干燥介质和被干燥物料呈错流）的流程示意图如下：口图卧式多室流化床干燥器流程示意图在考虑了干燥器，空气预热器，风机，除尘器等设备的投资折旧费用和 空气预 热费用，风机运转费用等操作费用的情况下

24、，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，总费用丿为：J =Gd +Gh+Gp ;式中：GD一一总费用，万元/年；Gd 一一干燥设备投资折旧费，万元/年；G”一一空气预热费，万元/年；GP一一风机运转费，万元/年。干燥设备投资折旧费用G”干燥设备投资折旧费用GQ包括干燥器，预热器，风机和除尘器设备的投 资折旧费。设年投资折旧费为：GI)= a×M ×b×Vc ×Fc×Y式中：V 一一干燥器体积，加JFC一一设备年折旧率，戶；Y一一美元和人民币的兑换系数。“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

25、不同而不同，一般可取、，M为通货膨胀系数，设2005年为， 若以后各年 不知，可按5%递增速度计算，b为经验系数，一般可取45'55, C为指数，一 般可取，耳为设备折旧率，一般取、,即干燥器使用年限一般为8、12年。 由式得干燥系统的设备折旧费是干燥器体积的函数。空气年预热费用5若干燥介质温度低于160°C时，较适合采用蒸汽预热干燥介质。空气预 热费用实际上是所消耗蒸汽的费用，它与干燥物料时的流量，预热空气的流 量等有关，由物料衡算和热量衡算得到饱和水蒸气的用量，水蒸气用量越大, 则空气年预热费用越多，因此空气预热费用GZ,为：Gh=Wh ×h×GShU

26、i式中：%饱和水蒸气的流量，kg/h;Th一一年工作时间，/7；GShlli饱和水蒸气的价格，一般可取160200/吨。风机年运转费用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，可釆用一台送风机，其年运转费用为：Gp = 0.0004 × QhS X Th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：GP=O.0004×(Qhx+Ql)×Tl 式中Qll3, QhP送风机，排风机的风量,朋Ih; 一一经验比例系数。

27、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Q屛 饱和 水蒸气的用量码；干燥器体积V。而这三个变量是空气出口温度的函数，在 空气出口温度t2确定的情况下，QllX, Qhp , Vn , V是可以通过工艺衡算得到。风机风量对卧式多室干燥系统在干燥器出口要釆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(心， 弘)，而排风机安装于干燥器之后，其湿空气状态为(G，HJ,所以送风 量和排风量分别为：QIlS =Lx (0.773 +1.224 XHo)X (2

28、73 + r0)/ 273QlIl) =Lx (0.773 +1.224 ×/72)×(273 + r2)/273干燥器体积的计算由于多室流化床的干燥速度快，物料在干燥器中停留的时间短，其整个 过程可认为由恒速干燥和降速干燥两个阶段组成。按体积给热系数法计算其 体积，为Q = 2x4x4。要求得干燥器的体积，必须求的干燥过程的传热量0, 体积给热系数以及对数平均推动力O 下面分别叙述：干燥器的物料和热量衡算干燥器干燥产g2. X2湿物料G、X废气L、H2新鲜空气L、HI图如图,进入干燥器的新鲜的空气的绝干空气的消耗量为厶，空气进出干燥 器时的湿度为厲,弘，湿物料进出干燥器时

29、的干基含水量为乙,兀湿物料进出 干燥器时的流量q,& W为单位时间内水分的蒸发量。则单位时间内绝干物 O料的流量为：Lx H +Gc×Xi=LxH2+GcxX2Ge =C；I(I-WI)WX =11 I-VVI式号1-叱量，畑绝干空气/$；1iS出干燥器时的湿度，kg / kg绝干气；XpX2湿物料进出干燥器时的干基含水量，kg水分kg干料;GpG2-湿物料进出干燥器时的流量，畑血物料/s;W单位时间内水分的蒸发量，kg I s ；Ge单位时间内绝干物料的流量，畑绝干料/几QlO 2、I2Gl对如图所示干燥装置作热量衡算，则得LlQ + QP + QD + GCl I = L

30、l2 + QL + GCl 2在本设计中的干燥器没有补充热量，故Q=O,所以，干燥器中的热量 衡算可表达为：Q = QP=QW+Qlll+Ql+Q,l (b)由上式得加入干燥系统的的热量0,用于以下四个方面：以2汽化水分，以Q” 加热物料，以Q补偿设备的热损失，以Q'加热空气。其中：Qw w(o + cvt2 -CWeJ又S2 =C,+4.187 X2Q” = Gm(U = Gr C + 4.187 XJ(UQI =-o) = Mll +1.880)(r2 -Zo)QP = B"o( /()二厶(1.01 + 1.880)(r1 0)因为干燥器的热损失为有效耗热量的15%,即

31、：Ql=l5%(Qw + Qm)将上面各式代入(b)式，即为解得L,将厶代入H2=W/L-HxM得H2。预热器热负荷及加热蒸汽消耗量由分析的预热器的热消耗量QP为：p=L(l.Ol+1.88Ho)(r,-ro)用饱和水蒸气加热，IH定饱和水蒸气的饱和蒸汽压，确定饱和蒸汽的温度为 人，冷凝热o取热损失为有效传热量的15%,则有=(l-0.15)××r;即 蒸汽消耗量为沏=(2p /(O.85×r):体积传热系数的确定流化床由于干燥介质和物料充分接触，传热效率高，其体积传热系数一般在23007000好V/(Fy)之间，其值和雷诺数，干燥介质的物理化学性质及 干燥器的结

32、构有关。推荐公式如下：6x(1-%)a =式中：a静止时床层的比表面积T m2r 窃一静止床层的空隙率；血一颗粒平均直径，m。临界雷诺数为“为操作流化速度，具体计算方法参考教材。为空气的密度，流化床的对流传数, = 4×10-3× A(Re)15 kw / (F S)In流化床层的体积传热系数或热容量系数，=a×akW(ms) 由于 =0.15<0.9对S 校正(C = O.11)得：S =OJlxaeio总对数平均推动力的计算干燥过程中恒速段和降速段的对数平均推动力斤和儿有较大的差别， 所以应分别计算恒速段和降速段的对数平均推动力。而的计算与干燥过程中恒速

33、段与降速段交界处的空气和湿物料的状 态有关。故作如下假设：假设物料的传热和传质只发生在高度为H,空隙率为的静止床层内，且其 过程分为两个部分，一，恒速蒸发阶段，二，降速段。具体过程如下：第一阶段：在恒速蒸发阶段湿物料温度由耳升到，水分含量由览(初 始湿含量)降为XC (临界湿含量)，干燥介质温度由人降到C，物料和热量衡 算为：Cci =(c×(X1 -Xc)×j,) + (c×(X1 -Xc)×4.187 + Gc×5)×(rn,-6>l) =L X CS X (F )(干燥介质在恒速阶段释放的热量)；第二阶段：湿物料温度由匚升

34、到$，含水量由XC降到1 (最终含水量)， 干燥介质温度由4到g，物料和热量衡算关系为： Qc2=Gc×(Xc-X2)×rp+(Gc×(Xc-X2)×4 J87 + Gc xGJx®-人)(降速阶段水 蒸发和湿物料升温需要的热量)。上式中空气流量，物料流量等由总的物料和热量衡算得到，其他临界条 件由己知得到。由上两式子分别得到不同阶段的温度(人，f, r2),将物料 和介质的流向假认为逆流，计算得到逆流传热平均温差G , r2:人=(-1)-(- G) /log(r1-c)/ (tl- G)<2 =(匚 一 &2)-(片2 )lg

35、( )/(J2 人) 带入(2 = ×V×r,得到, V2,考虑干燥器实际体积比传热体积大和热损 失等因素，由经验取实际体积和传热体积的比值为6。即干燥器体积=6X (% + V2)。由附录的程序可以算出从空气出口温度度到度时的设备折旧费、空气预 热费、风机运转费及总费用，通过比较可知在出口温度为度时为最优状态。 结果如下：设备折旧费Gd二万元，空气预热费Gh二万元，风机运转费GP二万元 总费用最少值J二万元 最佳出口温度t2二 相应的费用-温度图如下：设备折旧费空气预热费总费用图费用-温度图3干燥过程的计算主体设备的工艺设计计算物料衡算GC = G.( I-WI) = l

36、-'xl°-X (1-0.03) =1751.39C l ,7200'"T =鵠皿。93CDl().0002Xr _= 0.0002-z1-0.0002W = GC(Xl-X2)= 1751.39× (0.03093 一 0.0002) = 53.82W _ _ 53,82H2-H1 " H2-Hi "2-0.02空气和物料出口温度的确定空气的出口温度t,应比出口处湿球温度高出20-50C （经优化可取3loC）,即t2=tw2+31由 q = 105OC 及 Hj = 0.02 查湿度图得 tvu = 39.8oC,近似取 t

37、w2 = twl = 39.8OC ,于是4 =70.8°C厶物料离开干燥器的温度2的计算，即j (Xq-X )C.(厂七曲)Y * 2A2'A )G2.2>Xc-X4t2"JJ(XC-X )-c,v(z2 tw2)由水蒸气查表得1=2401.56 将有关数据代入上式，即70.8 一 670.8-39.8 CCflrn 24OL56<O.Oi5-O>2401.56(O.(XX)2 -0) - 1.20(70.8-39.8)(-丿)mm.朋)2401.56(0.013-0)-1.20(70.8 一 39.8)解得 ¾=68.5oC干燥器的热

38、量衡算干燥器中不补充热量，=0,因而可用下式进行衡算，即Q = QP=Ql+Q2+Qi +QL式中：03 =W (2490 + 1.88t2)=53.82×(2490 + 1.88×70.8)= 141166. IU/?=39.2kWQl =GCCnI2©-q)=GC(CJ+X2)(¾-1)= 1751.39×(1.20 + 4.187× 0.0002) X (68.5 - 30)= 80916.5H=22.5kWQI=L (1.01+ 1.88Ho) (t2-t0)= L(1.O1 + 1.88 × 0.02)(70.8

39、- 45)=27.02808=7.5078 ×103(kW)QP= L (1.01+ 1.88Ha) (t1-t0)= L(1.01 + 1.88× 0.02)/(105- 45)= 62.856= 0.01746L 伙 W)取干燥器的热损失为有效耗热量Q + Q的15% ,QL =0.15(Q2 +) = 0.15× (22.5 + 39.2) = 9.255将上面各值代入式Q =QP=QQQy +QL中，便可解得空气耗用量，即0.01746厶=7.5078 ×103+22.5 + 39.2 + 9.255解得：L = 4885.8绝干气/h由式L =

40、 -V- 可求得空气离开干燥器的湿度圧，即比-仏H2 =0.02755 kg 水/kg 绝干气预热器的热负荷和加热蒸汽消耗量p = L(l.Ol + 1.88Z7o)(-ro)=7128.4(1 .01 + 1.88× 0.02)(105 - 45)= 448061.4Hz= 124.4615W由水蒸汽表查得，40OkPa水蒸气的温度Ts=143.4oC ,冷凝热r = 2138.5A ,取预热器的热损失为有效传热量的15% ,则蒸汽消耗量为：干燥器的热效率为h =×100% = 7 5078x10 3 ×100% = 43%QP0.01746干燥器的设计流化速度

41、的确定1. 临界流化速度如的计算在105。C下空气的有关参数为密度p = 0.935 ,黏度 = 2.215×105P ,导热系数2 = 3.242×IO'2W/hoCo.dps-P)Pg (0.15×l0-3)3(l200-0.935)×0.935×9.81_Ar =；=7Z= /5.Oj /2(2.215×10-5)2取球形颗粒床层在临界流化点知=0.4。由附和A数值查图6-10得 Lylllf =1.58×105o临界流化速度由式(6-16)计算，即2. 颗粒带出速度皿由"1及如值查图(6-10)工得

42、Ly, =0.3566带出速度由式(6-17)计算，即3. 操作流化速度"取操作流化速度为0. IuS,即U = 0.7×0.4738 = 0.33165z/ S流化床层底面积的计算L干燥第一阶段所需底面积A由式(6-25)计算，即r(1.01 + 1.88/7 o)<ZZ()=(1.01+ 1.88HO)LAI(nHi) IG(X-X 2)% 式中有关参数计算如下：取静止床层厚度Zo=0.10n,干空气的质量流速取为°八即L = PIl = 0.935 × 0.33165=0.3100936(l-wo) am=6x( 1-0.4) _24(xx)

43、/n2/w0.15x10"-=7=O,15x10-x0.935x0.33165 =2099952.215xl(5 = 4×103-(),5 = 4×IO"3× 3245xl°. ×(2.09995)15 = 2.6309VV/m2 C)dm0.15 × 10% = 2.6309×24000 = 63140.44Wz(n2 V C)由于dm = 0.15mm < 0.9mn ,所得°值应予以校正,由厶值从图611'查得 C = 0.11 o勺=0.11X 63140.44 = 694

44、5.45W / (3 OC)6945.45 ×0.1 =(l01 +1002)x0.310093(1.01 + 1.88× 0.02) × 0.310093 XAlX(105-39.8)-1751 39321' × (0.030928 -0.0002)× 2401.563600解得 Al = 1 .695h21.物料升温阶段所需底面积A2,由式(6-26) 计算，即r(l.Ol + 1.887o)ZOaZo =(1.O1 + 1.88Ho)A21 i-6>! IGCCm：t-l式中 S = Cv + 487X2 = 1.20 +

45、4.187×0.0002 = 1.2008 /(kg：C)Int-t-=In105-30105-68.5= 0.71956945.45×0.1 =(1.01 + 1.88×0.02)×0.310093751 3932I A，一 xl.20083600(1.01 +1.88x002)x0310093x 如/0 795_i解得 A2 = 1 .2939w2:床层总的底面积为：A = Ai+A2 = 2.985"?' C干燥器的宽度和长度今取宽度b二，长度1二，则流化床的实际底面积为3.0, o沿长度方向 在床层内设置4个横向分隔板，板间距0

46、.5加。物料在床层中的停留时间为：_ ZoAPbGI0.1×3.0×41751.74=0.0685 = 4.11 min干燥器高度1.浓度相高度乙由式（6-28）计算，即Zl = Zo1 一I-W而£由式(6-29)计算，前已算出,Re = 2.09995, Ar = 75.657Ar0.2】18 X 2.09995 + 0.36 x 2.09995,75.657)0.21= 0.8719ZI =0.1×= 0.4684W1-0.87192.分离段高度乙De =2 54x(1.2x 寸)=0.7059m2×(1.2 +由« = 0.3

47、3165/77/5及Q=O7059心 从图6-12查得:I=21547Z2 =2.1547U = 2.1547 X 0.7059 = 1.52 n为了减少气流对固体颗粒的带出量，取分布板以上的总高度为。干燥器结构设计1.布气装置采用单层多孔布气板，且取分如板压强降为床层压强降的15%,则Pd =0.15& = 0.15Z0(l- Q)(PS-P)=O.15×0.1× (1-0.4)(1200-0.935) × 9.81 = 105.87Pa再取阻力系数§ = 2,则筛孔气速为：/2x105,87V 2x0.935=10.64/77/5 丄干燥介质

48、的体积流量为:7128.43600(0.772 +1.244 X 0.02) ×(105 + 273)/ 273 = 2.1848m2 / S选取筛孔直径d0 = 1.5mm ,则筛孔总数为：% = -士兰=116257 个-JJMo -(1.5XIO)2×10.64分布板的实际开孔率为：A -×O.152×l 16257 = - = = 0.0684 丄，即A3.0在分布板上筛孔按等边三角形布置，孔心距为：0.952 ;0.952 nnnc U 必 t = =r-/ × 0.0015 = 5A6mm y 0.06842.分隔板沿长度方向设置4

49、个横向分隔板，隔板与分布板之间的距离为3（50mm （可调节），提供室内物料通路。分隔板宽，高 ，由5mm厚钢板制造。3 物料出口堰高力djp _ 1.5×10-4 ×O.4738×O.935 Q 2.215 x 10 $° *Ey - 125=,5417将"及唏代入上式,解得 Ev =5.993EV 1EV -10.33165-0.007787= 15.417214<z-F)Re用式 厂3 =18-1.52ln(-L) H求溢流堰高度h ,即 (5,72.14(Zo-A)Ev Pbb24x(0.1-)Qnir = 18-1.52 ln(

50、)1 J 1751.39325h5.993400x3600x1.2)将有关数据代入上式， 经试差解得：h = 0.29/7? o附属设备的选型送风机和排风机为克服整个干燥系统的阻力以输送干燥介质，必须选用合适类型的风机 并确定其安装方式。风机的安装方式基本有三种，即送风式、后抽式、前送 后抽式，此处选用前送后抽式，选择两台风机分别安装在换热器的前面和除 尘器的后面，调节前后压强，可使干燥室处于略微负压，整个系统与外界压 强差可很小。1.送风机已知体积流量Vl = L(0.722 +1.2447o) X 匕;J = 7128.4(0. Tn + 1.244 × 0.02) X 学订&q

51、uot;=6616.822/7? Ihy-压头/H,=(Z2-Zl)pg + (P2-Pi) + PyD ÷PHfZ 式中Z1-Z2可忽略，P2=P1 U2则 HT=PgZHh整个干燥过程的压降主要有空气过滤器、换热器、干燥器、旋风分离器和袋滤器的压降，由相关信息估算干燥器压降为IoOoOR7,则总和压降为P = 150 + 25.6+10000+1139.2+1078 = 12392.8P取总压降为125Pa ,为前半段提供动力的风机取Hr 6500 已知标准条件下空气密度为Q)=I.293j"F查表知进口空气密度为p = l.ll 05kg / “F ；标准条件下体积流

52、量为:V1 = 6616822xlll()5 = 5682.89” Ih PQ1293标准条件下风压为：HT=H/匹=650OX丄竺 =7568.21c,Z P1.1105根据所需风量V1 =5682.83和风压H=7568.21P参考旋转闪蒸干燥 与气流干燥技术手册209页，查型离心通风机满足要求，电动机型号为 Y200Ll-2o该风机性能如下：风量 5690"6978 /全风压 88578148P轴功率 30R伊2.排风机已知体积流量V2 = L(0.722 +1.244/72)× t蔦=7128.4(0.力2 + 1.244×0.02755)X "

53、“二、=7237.9F Ih4：为后半段提供动力的风机取Hr 6000,已知干燥器出口空气温度为t2=°C,查表知此时空气密度为P = l02688 / “F则标准条件下体积流量和风压分为：7237,97x1.0268S=5747 16w3/?w2 PQ1.293HI=Hr 匹=6000 J a' - = 7556.40P"'J1 Z P1.02688根据所需风量V2 = 5747.16加/ h和风压HT二7556.40P&参考旋转闪蒸干燥 与气流干燥技术手册209页，查型离心通风机满足要求，电动机型号为 Y200Ll-2o该风机性能如下：风量 56

54、906978/全风压 8857"8148轴功率 30副供料装置根据物料性质（散粒状）和生产能力（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；

55、对于旋转叶轮供料器，操作方便，安装简便，对高达300°C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Jlll=OASmm ,硬度和刚性应较高。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

56、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，也不宜釆用。综上，我们选用星型供料装置，如下图所示：图星型加料器物料供料量八于雳8 M计算星型加料器每转加料量为4.38×10360x24= 4.68Lr参考旋转闪蒸干燥与气流干燥技术手册54页，选择CW-HX-4型 星型加料器，该加料器主要参数如下：每转体积4Lr电机 Y801-4/0.55转速 24rmin工作温度80。C质量60kg主要尺寸：A-280, B-240, C-180, H-280, F-140, E-530, n-d-8-ll除尘设备由于对于粒径小于5 “加的细粉在旋风分离器内的除尘效果较差，为了回 收有价值的尘粒和保护卫生，工业上常采用除尘效率更高的设备进行二次除 尘。二次除尘设备中常用的有袋滤器和湿式除尘器，其中袋滤器应用最多， 具有以下特点：对于微米或亚微米数量级尘粒的除尘效率一般可达99%, M- 至可达以上；处理气体量范围大，根据需要，可设计制造出处理每小时儿 立方米到儿百万立方米气流量的袋式除尘器。适应性强，可以捕集多种干性 粉尘；不受粉尘比电阻的限制，特别对于高比电阻粉尘，除尘效率比电除 尘器高得多；进口