流化床干燥器课程设计(共36页).doc

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1、精选优质文档-倾情为你奉上 大 学材料工程基础课程设计设计题目： 2700kg/h卧式多室流化床干燥器的设计 专 业： 材料科学与工程 班 级： 学 号： 姓 名： 日 期： 指导教师： 设计成绩： 日 期： 目 录 001222344557 77889 9911 669计算结果汇总表专心-专注-专业卧式多室流化床干燥器设计任务书（一）设计题目 2700kg/h 卧式多室流化床干燥器的设计（二）操作条件与条件细颗粒物料初水分为3%，要求在卧式多室流化床中干燥至0.3%（以上均为湿基）1、 生产能力（按进料量计） 2700kg/h2、 颗粒密度 1400（kg/m3） 3、 堆积密度 450（k

2、g/m3） 4、干物料比热容 1.256 kj/.5、临界湿含量 0.015（干基） 6、平衡湿含量 近似取为07、颗粒平均直径 0.15mm 8、进口温度 409、在干燥系统要求收率 99.5%（回收5um以上颗粒）10、干燥介质-湿空气参数： 进预热器温度t0 25 进干燥器温度t1 105 初始湿度H0 0.018 kg水/kg干气11、热源 392.4kPa的饱和水蒸汽（三）要求卧式多室流化床干燥器主体结构设计、工艺流程及主排风机的选型计算2.概述借助于固体的流态化来实现某种处理过程的技术，称为流态化技术。流态化技术已广泛应用于固体颗粒物料的干燥、混合、煅烧、输送以及催化反应过程中。目

3、前绝大多数工业应用都是气固流化系统。流化干燥就是流态化技术在干燥上的应用。 2.1流态化现象当流体以不同速度由下向上通过固体颗粒床层时，根据流速的不同，可能出现以下几种情况。 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。 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。此时床层高度为Lmr，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

4、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。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，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。 2.2流化床干燥器的特性在流化床中，气、固两相的运动状态就象沸腾的液体，因此流化床也称为沸腾床。流化床具有液体的某些性质，如具有流动性，无固定形状，随容器形状而变，可从小孔中喷出，从一个容器流入另

5、一个容器；具有上界面，当容器倾斜时，床层上界面将保持水平，当两个床层联通时，它们的上界面自动调整至同一水平面；比床层密度小的物体被推入床层后会浮在床层表面上；床层中任意两截面的压差可用压差计测定，且大致等于这两截面间单位面积床层的重力。 因此，流化床干燥器的优点有： （1）流化干燥具有较高的传热和传质速率。体积传热系数可高达23007000W/(m3.)。由于干燥速率大，干燥器中停留时间短，适用于热敏性物料的干燥。 （2）物料在干燥器中停留时间可自由调节，因此可以得到含水量很低的产品。当物料干燥过程存在降速阶段时，采用流化床干燥器也较为有利。 （3）流化床干燥器结构简单，造价低，活动部件少，操

6、作维修方便。（4）流化床干燥器的流体阻力较小，对物料的摩损较轻，气固分离较易，热效率较高（对非结合水的干燥为60%80%，对结合水的干燥为30%50%）。 流化床干燥器的缺点有：（1） 床层内物料纵向反混严重，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。（2） 一般不适于易粘结或结块、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。（3） 对被干燥物的粒度有一定限制，一般适用于处理粒径为30m6mm的粉粒状物料。（4） 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，对回收装置要求苛刻。2.3流化床干燥器的型式及干

7、燥流程 流化床干燥器又称沸腾床干燥器，是流态化技术在干燥操作中的应用。流化床干燥器种类很多，大致可分为以下几种：单层流化床干燥器、多层流化床干燥器、卧式多室流化床干燥器、喷动床干燥器、旋转快速干燥器、振动流化床干燥器、离心流化床干燥器和内热式流化床干燥器等。 对单层圆筒流化床干燥器，待干燥的颗粒物料放置在分布板上，热空气由多孔板的底部送入，使其均匀地分布并与物料接触。气速控制在临界流化速度和带出速度之间，使颗粒在流化床中上下翻动，彼此碰撞混合，气固间进行传热和传质，气体温度下降，湿度增大，物料含水量减少，被干燥。最终在干燥器底部得到干燥产品，热气体则由干燥器顶部排出，经旋风分离器分出细小颗粒后

8、放空。当静止物料层的高度为0.05-0.15m时，对于粒径大于0.5mm的物料，适宜的气速可取为（0.40.8）ut；对于较小的粒径，因颗粒床内可能结块，采用上述的速度范围稍嫌小，一般对于这种情况的操作气速需由实验确定。 由于流化床中存在返混或短路，可能有一部分物料未经充分干燥就离开干燥器，而另一部分物料又会因停留时间过长而产生过度干燥现象。因此单层沸腾床干燥器仅适用于易干燥、处理量较大而对干燥产品的要求不太高的场合。 对于干燥要求较高或所需干燥时间较长的物料，一般可采用多层（或多室）流化床干燥器。对两层流化床干燥器。物料从上部加入，由第一层经溢流管流到第二层，然后由出料口排出。热气体由干燥器

9、的底部送入，向上依次通过第二层及第一层的分布板，与物料接触后的废气由器顶排出。物料与热气流逆流接触，物料在每层中相互混合，但层与层间不混合。3 流化床干燥器的设计简介 干燥器的设计是在设备选型和确定工艺条件基础上，进行设备工艺尺寸计算及其结构设计。不同物料、不同操作条件、不同型式的干燥器中气固两相的接触方式差别很大，对流传热系数及传质系数不相同，目前还没有通用的求算和的关联式，干燥器的设计仍然大多采用经验或半经验方法进行。另外，各类干燥器的设计方法也不相同，各干燥器的设计方法可参阅有关设计手册。 3.1流化床干燥器的设计步骤 对于一个具体的干燥任务，一般按下列步骤进行设计： 1确定设计方案 包

10、括干燥方法及干燥器结构型式的选择、干燥装置流程及操作条件的确定。确定设计方案时应遵循如下原则： （1）满足生产工艺的要求并且要有一定的适应性 保证产品质量能达到规定的要求，且质量稳定。装置系统能在一定程度上适应不同季节空气湿度、原料含湿量、颗粒粒度的变化。 （2）经济上的合理性 使得设备费与操作费总费用降低。 （3）安全生产 注意保护劳动环境，防止粉尘污染。 2干燥器主体设计 包括工艺计算，设备尺寸设计。 3辅助设备的计算与选型 各种结构型式的流化床干燥器的设计步骤和方法基本相同。 3.2流化床干燥器干燥条件的确定 干燥器的设计依据是物料衡算、热量衡算、速率关系和平衡关系四个基本方程。设计的基

11、本原则是物料在干燥器内的停留时间必须等于或稍大于所需的干燥时间。 干燥器操作条件的确定与许多因素（如干燥器的型式、物料的特性及干燥过程的工艺要求等）有关。并且各种操作条件之间又是相互关联的，应予以综合考虑。有利于强化干燥过程的最佳操作条件，通常由实验测定。下面介绍干燥操作条件一般的选择原则。 干燥介质的选择 干燥介质的选择，决定于干燥过程的工艺及可利用的热源，此外还应考虑介质的经济性及来源。基本的热源有热气体、液态或气态的燃料以及电能。在对流干燥中，干燥介质可采用空气、惰性气体、烟道气和过热蒸汽。 热空气是最廉价易得的热源，但对某些易氧化的物料，或从物料中蒸发出的气体易燃、易爆时，则需用惰性气

12、体作为干燥介质。烟道气适用于高温干燥，但要求被干燥的物料不怕污染、且不与烟气中的SO2和CO2等气体发生作用。由于烟道气温度高，故可强化干燥过程，缩短干燥时间。 流动方式的选择 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。湿物料一进入干燥器就与高温、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，但沿着干燥器管长干燥推动力下降，干燥速率降低，因此，并流操作时前期干燥速率较大，而后期干燥速率较小，难以获得含水量很低的产品。并流操作适用于当物料含水量较高时，允许进行快速干燥而不产生龟裂或焦化的物料；干燥后期不耐高温，即干

13、燥产品易变色、氧化或分解等的物料。 在逆流操作中，物料移动方向和介质的流动方向相反，整个干燥过程中的干燥推动力变化不大，它适用于在物料含水量高时，不允许采用快速干燥的场合；在干燥后期，可耐高温的物料；要求干燥产品的含水量很低时。 若气体初始温度相同，并流时物料的出口温度可较逆流时为低，被物料带走的热量就少，就干燥经济性而论，并流优于逆流。 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，因此干燥推动力比较大，又可采用较高的气体速度，所以干燥速率很高，它适用于无论在高或低的含水量时，都可以进行快速干燥，且可耐高温的物料；因阻力大或干燥器构造的要求不适宜

14、采用并流或逆流操作的场合。 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。 4.干燥介质离开干燥器时的相对湿度2和温度t2 增高干燥介质离开干燥器的相对湿度，可以减少空气消耗量，即可降低操作费用；但2增大，介质中水汽的分压增高，使干燥过程的平均推动力下降，为了保持相同的干燥能力，就需增大干燥器的尺寸，即加大了投资费用。所以，最适宜的2值应通过经济衡算来决定。 不同的干燥器，适宜的2值也不相同。例如，对气流干燥器，由于物料

15、在器内的停留时间很短，就要求有较大的推动力以提高干燥速率，因此一般离开干燥器的气体中水蒸汽分压需低于出口物料表面水蒸汽压的50%。对于某些干燥器，要求保证一定的空气速度，因此应考虑气量和2的关系，即为了满足较大气速的要求，只得使用较多的空气量而减小2值。 干燥介质离开干燥器的温度t2与2应综合考虑。若t2增高，则热损失大，干燥热效率就低；若t2降低，而2又较高，此时湿空气可能会在干燥器后面的设备和管路中析出水滴，破坏了干燥的正常操作。对气流干燥器，一般要求t2较物料出口温度高1030，或t2较入口气体的绝热饱和温度高2050。在工艺条件允许时，可采用部分废气循环操作流程。 物料离开干燥器时的温

16、度 物料出口温度2与物料在干燥器内经历的过程有关，主要取决于物料的临界含水量值及干燥第二阶段的传质系数。若物料出口含水量高于临界含水量，则物料出口温度cXcX2等于与它相接触的气体湿球温度；若物料出口含水量低于临界含水量，则值愈低，物料出口温度cXcX2也愈低；传质系数愈高,2愈低。目前还没有计算2的理论公式。有时按物料允许的最高温度估计，即 式中 2物料离开干燥器时的温度，； max物料允许的最高温度，。 显然这种估算是很粗略的，因为它仅考虑物料的允许温度，并未考虑降速阶段中干燥的特点。 若X00.05kg/kg绝干料时，对于悬浮或薄层物料可按下式计算物料出口温度，即 4干燥过程的物料衡算和

17、热量衡算简介4.1主体设备的工艺设计计算4.1.1 物料衡算 图2 如图,进入干燥器的新鲜的空气的绝干空气的消耗量为，空气进出干燥器时的湿度为，湿物料进出干燥器时的干基含水量为湿物料进出干燥器时的流量。为单位时间内水分的蒸发量。则单位时间内绝干物料的流量为： 式中： 绝干空气的消耗量，绝干空气；空气进出干燥器时的湿度，绝干气；湿物料进出干燥器时的干基含水量，水分干料；湿物料进出干燥器时的流量，kg物料；单位时间内水分的蒸发量，；单位时间内绝干物料的流量，绝干料。4.1.2 空气和物料出口温度的确定空气的出口温度应比出口处湿球温度高出 (经优化可取)，即 t2=tw2+35由及H1=0.018查

18、湿度图得tw1=36.5,近似取tw2=tw1=36.5,于是 t2=36.5+35=71.5物料离开干燥器的温度 的计算，即 式中 空气在出口状态下的湿球温度，； 在温度下水的汽化热，kJ/kg； 临界点处物料的自由水分，kg/kg绝干料；物料离开干燥器时的自由水分，kg/kg绝干料。 利用式6-2求物料出口温度时需要试差。 4.1.3 干燥器的热量衡算 图3 对如图所示干燥装置作热量衡算，则得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： （b）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，以加热物料，以补偿设备的热损失，以Ql加热空气。其中: 又 =

19、=因为干燥器的热损失为有效耗热量的15%，即： 将上面各式代入(b)式，即为解得L，将代入;解得 。4.1.4预热器的热负荷和加热蒸汽消耗量 Qp=L(1.01+1.88H0)(t1t0)由水蒸汽表查得，392.4水蒸气的温度Ts=142.9，冷凝热r=2140kJ/kg，取预热器的热损失为有效传热量的，则蒸汽消耗量为： Wh=干燥器的热效率为 4.2 干燥器的设计4.2.1 流化速度的确定 1.临界流化速度的计算在105下空气的有关参数为密度，黏度 ，导热系数。 Ar=d3(g-)g/2取球形颗粒床层在临界流化点。由和数值查图得 Lymf=210-6 临界流化速度由下式计算，即2.颗粒带出速

20、度由1 及值查图得Lyt =0.55带出速度计算。3.操作流化速度取操作流化速度为4.2.2 流化床层底面积的计算1.干燥第一阶段所需底面积由下式计算，即式中有关参数计算如下：取静止床层厚度，干空气的质量流速取为，即 由于，所得值应予以校正，由值从查图得 。 2.物料升温阶段所需底面积，由下式计算，即 式中 床层总的底面积为： 4.2.3 干燥器的宽度和长度今取宽度b=1.2m ，长度l= 2m，则流化床的实际底面积为2.4m2。沿长度方向在床层内设置三个横向分隔板，板间距。物料在床层中的停留时间为： 4.2.4 干燥器高度1.浓度相高度由下式计算，即 2.分离段高度 由u=0.4034m/s

21、及De=0.7m,从查图得： 4.2.5 干燥器结构设计1.布气装置采用单层多孔布气板，且取分布板压强降为床层压强降的，则 再取阻力系数，则筛孔气速为： 干燥介质的体积流量为： 选取筛孔直径,则筛孔总数为： 分布板的实际开孔率为： 在分布板上筛孔按等边三角形布置，孔心距为： 2分隔板沿长度方向设置三个横向分隔板，隔板与分布板之间的距离为2040mm（可调节），提供室内物料通路。分隔板宽 1.2m ，高 2.5m ，由 5mm 厚钢板制造。3. 物料出口堰高 用式 求溢流堰高度.4.2.6干燥流程的确定根据干燥任务，采用下图所示的卧式多室流化床干燥装置系统（简化）。 来自气流干燥器的颗粒状物料用

22、星形加料器加到干燥器的第一室，依次经各室后，于51.5下离开干燥器。湿空气由送风机送到翅片型空气加热器升温到105后进入干燥器，经过与悬浮物料接触进行传热传质后温度降到71.5。废气经旋风分离器净化后由抽风机排至大气。空气加热器以392.4kPa的饱和水蒸汽作热载体。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操作。5干燥装置附属设备的计算与选型 流化床干燥装置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（加料器 和排料器）。5.1风机 为了克服整个干燥系统的阻力以输送干燥介质，必须选择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：1送风式 风机安装在空气加热器

23、前，整个系统在正压下操作。这时要求系统的密封性良好，避免粉尘飞入室内污染环境，恶化操作条件。2后抽式 风机安装在气固分离器之后，整个系统在负压下操作，粉尘不会飞出。这时同样要求系统的密封性良好，以免把外界气体吸入系统内破坏操作条件。3前送后抽式 用两台风机分别安装在空气加热器前和气固分离器之后，前台为送风机，后台为抽风机，调节前后压力，可使干燥室处于略微负压下操作，整个系统与外界压力差很小。 离心通风机的选择根据所输送气体的性质及所需的风压范围，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，选择适宜的风机型号。需要注意的是，风量是 指单位时间内从风机出口排出的气体体积；并以风

24、机进口处的气体状态计，单位为m3/h。而 风压则需要将操作条件下的风压换算为实验条件下的风压HT来选择风机，即 HT=HT(1.2/)式中操作条件下空气的密度，kg/m3。 通风机铭牌或手册中所列的风压是在空气的密度为 1.2kg/m3（20、101.3 kPa）的条件下用空气作介质测定的。干燥系统中各部分的压力损失范围如下： 干燥器550015500Pa 旋风分离器5002000Pa 袋滤器10002000Pa 湿式洗涤器10002000Pa5.2空气加热器 用于加热干燥介质（空气）的换热器称为空气加热器。一般采用烟道气或饱和水蒸气作 为加热介质，且以饱和蒸汽应用更为广泛。空气在蒸汽式加热器

25、的出口温度通常不超过 160,其所用蒸汽的压力一般在 785kPa 以下，最高压力可达 1374kPa。由于蒸汽冷凝侧热阻很小， 故总传热系数接近于空气侧的对流传热系数值。为了强化传热，应设法减小空气侧的热阻， 例如加大空气的湍动或增大空气侧的传热面积。可用作空气加热器的换热器有以下几种：（1）翅片管加热器 工业上常用的翅片管加热器有叶片式和螺旋形翅片式。这类换热 器均有系列产品可供选用。（2）列管式和板式换热器 这是适应性很强、规格齐全的两类换热器。可根据任务要 求选用适宜的型号。5.3供料器 供给或排出颗粒状与片状物料的装置一般统称为供料器。在干燥过程中进料器所处理的 往往是湿物料，而排料

26、器所处理的往往是较干物料。 供料器作为干燥装置的附属设备，其作用是保证按照要求定量、连续（或间歇）、均匀地 向干燥器供料和排料。设计时要根据物料的物理性质和化学性质（如含湿量、堆积密度、粒 度、粘附性、吸湿性、磨损性和腐蚀性等）以及要求的加料速率选择适宜的供料器。在工业 生产中，使用较多的固体物料供料器有以下几种：1圆盘供料器 圆盘供料器在料斗底部安装有作水平方向旋转的圆盘，它靠管板将水平板上的物料刮落。加料量是以圆盘的转数、与料斗间的距离以及刮刀的角度等进行调节。它的供料量调节幅度很大，也很方便。这种加料器的特点是物料无破损，装置不会磨 损，结构简单，设备费用低，故障少。主要适用于定量要求不

27、严格而流动性较好的粒状物料，不适宜于含湿量高的物料。若物料含湿量及粒度变动，将会影响物料的定量排出。2旋转叶轮供料器 旋转叶轮供料器又称星形供料器，是应用最广泛的供料器之一，其操作原理是：电动机 通过减速器带动星形叶轮转动，物料进入叶片之间的空隙中，借助叶轮旋转由下方排放到受 料系统。它的供料量调节幅度很大，也很方便。这种加料器的特点是结构简 单，操作方便，物料颗粒几乎不受破碎，对高达 300的高温物料也能使用，体积小，安装 方便，可用耐磨耐腐蚀材料制造，适用范围很广。但这种供料器在结构上不能保证完全的气 密性，对含湿量高以及有粘附性的物料不宜采用。星形供料器的规格见表 1。 表 1 星形供料

28、器的规格参数规格/mm生产能力/(m3/h)叶轮转速n/(r/min)传动方式齿轮减速电机设备质量/kg型号功率/kW输出转速n/(r/min)200200472031链轮直联JTC561131662003006102031链轮直联JTC561131763003001520链轮直联JTC561131155233130040020312031链轮直联JTC5621.63117440040035532031链轮直联JTC5712.63122440050043672031链轮直联JTC5712.631260500500681062031链轮直联JTC5724.2313503螺旋供料器 螺旋供料器的主

29、体是安装在圆筒形机壳内的螺旋。依靠螺旋旋转时产生的推送作用，使 物料从一端向另一端移动而进行送料。螺旋供料器横截面 积尺寸小，密封性能好，操作安全方便，进料定量性高。选择适当结构的螺旋。可使之适用于含湿量范围宽广的物料。另外，通过材质的选择，又可使它适用于输送腐蚀性物料。但这种供料器动力消耗较大，难以输送颗粒大、易粉碎的物料。由于螺旋叶片和壳体之间易沉积 物料，所以它不宜于输送易变质、易结块的物料。在输送质地坚硬的磨削性物料时，螺旋磨 损也较严重。对于膏状物料的定量输送，可采用立式螺旋供料器，加料量由螺旋的转速进行调节。第一个螺旋尺寸大小及其位置的高低随膏状物料的性质调节，这是决定是否顺利加料

30、的关键。4喷射式供料器 喷射式供料器是依靠压缩空气从喷嘴高速喷出将物料吸引而进行压送。该供料器没有运动部件，且由于喷嘴处为负压，使上部物料可处于开口状态。但这种供料器压缩空气消耗量大,效率不高，输送能力和输送距离有限，并且在输送坚硬粒子时，喉部磨损严重。5.4气固分离器 气固分离器分离效率的高低直接影响到固体产品的回收率和环境卫生，因此必须正确地 选择和合理地使用气固分离器。工业中常用的气固分离器有旋风分离器、袋滤器和湿式除尘 器等，但应用最广泛的是旋风分离器。旋风分离器的性能不仅受含尘气的物理性质、含尘浓度、粒度分布及操作条件的影响，还与设备的结构尺寸密切相关。只有各部分结构尺寸恰当，才能获

31、得较高的分离效率和较低 的压力降。化工中常见的旋风分离器类型有 XLT/A、XLP/A 及 XLP/B 型。其性能比较如下： 表 2 化工中常用的各种旋风分离器的比较分离器种类XLT/A 型XLP/A 型XLP/B 型XLK 型气速范围，m/s1018122012201216分离效率低高次低次高对粒度适应性10m5m5m10m对含尘浓度的适应性4.050g/m3适应性广适应性广1.7200g/m3摩擦阻力次大次小小大结构简单复杂复杂简单 设计旋风分离器时，首先应根据具体的分离含尘气体任务，结合各型设备的特点，选定旋风分离器的型式，而后通过计算决定尺寸与个数。计算的主要依据有：含尘气的体积流量；

32、 要求达到的分离效率；允许的压力降。根据固体颗粒回收要求，在干燥系统中还可以使用袋滤器及湿式洗涤器等。6干燥过程的计算6.1主体设备的工艺设计计算6.1.1 物料衡算 6.1.2 空气和物料出口温度的确定空气的出口温度应比出口处湿球温度高出 (经优化可取)，即 t2=tw2+35由及H1=0.018查湿度图得tw1=36.5,近似取tw2=tw1=36.5,于是 t2=36.5+35=71.5物料离开干燥器的温度 的计算，即 由水蒸气查表得rtw2=2409kJ/kg将有关数据代入上式，即 解得 2=51.56.1.3 干燥器的热量衡算干燥器中不补充热量，因而可用下式进行衡算，即 式中 Q1=

33、W(2490+1.88t2)=73.15(2490+1.8871.5) =kJ/h=53.33kW Q2=Gccm2(21)=Gc(cs+4.187X2)(21) =2619(1.256+4.1870.003)(51.540) =38207kJ/h=10.62kW Q3=L(1.01+1.88H0)(t2t0) =L(1.01+1.880.018)(71.525) =48.54LkJ/h=0.01348LkW Qp=L(1.01+1.88H0)(t1t0) =L(1.01+1.880.018)(10525) =83.51LkJ/h=0.0232LkW取干燥器的热损失为有效耗热量Q1+Q2的，即

34、 QL=0.15(Q1+Q2)=0.15(53.33+10.62)=9.59kW将上面各值代入式中，便可解得空气耗用量，即 0.0232L=0.01348L+53.33+10.62+9.59解得 L=7566kg绝干气/h由式 可求得空气离开干燥器的湿度H2，即 H2=0.0277kg水/kg绝干气 6.1.4预热器的热负荷和加热蒸汽消耗量 Qp=L(1.01+1.88H0)(t1t0) =7566(1.01+1.880.018)(10525) =kJ/h=175.5kW由水蒸汽表查得，392.4水蒸气的温度Ts=142.9，冷凝热r=2140kJ/kg，取预热器的热损失为有效传热量的，则蒸汽

35、消耗量为： Wh=干燥器的热效率为 6.2 干燥器的设计6.2.1 流化速度的确定 1.临界流化速度的计算在105下空气的有关参数为密度，黏度 ，导热系数。 Ar=d3(g-)g/2 =(0.1510-3)3(1400-0.935)0.9359.81 =88.3取球形颗粒床层在临界流化点。由和数值查图得 Lymf=210-6 临界流化速度由下式计算，即 2.颗粒带出速度由1 及值查图得Lyt =0.55带出速度由下式计算，即 3.操作流化速度取操作流化速度为，即 6.2.2 流化床层底面积的计算1.干燥第一阶段所需底面积由下式计算，即式中有关参数计算如下：取静止床层厚度，干空气的质量流速取为，

36、即 由于，所得值应予以校正，由值从查图得 。 解得2.物料升温阶段所需底面积，由下式计算，即 式中 解得 床层总的底面积为： 6.2.3 干燥器的宽度和长度今取宽度b=1.2m ，长度l= 2m，则流化床的实际底面积为2.4m2。沿长度方向在床层内设置三个横向分隔板，板间距。物料在床层中的停留时间为： 6.2.4 干燥器高度1.浓度相高度由下式计算，即而由前式已算出，Re=2.554, Ar=88.3于是 2.分离段高度 由u=0.4034m/s及De=0.7m,从查图得： 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3m。6.2.5 干燥器结构设计1.布气装置采用单层多孔布气板，且

37、取分布板压强降为床层压强降的，则 再取阻力系数，则筛孔气速为： 干燥介质的体积流量为： 选取筛孔直径,则筛孔总数为： 个分布板的实际开孔率为： 在分布板上筛孔按等边三角形布置，孔心距为： 2分隔板沿长度方向设置三个横向分隔板，隔板与分布板之间的距离为2040mm（可调节），提供室内物料通路。分隔板宽 1.2m ，高 2.5m ，由 5mm 厚钢板制造。3. 物料出口堰高 将及代入上式，即 解得 Ev=6.578 用式 求溢流堰高度，即 整理上式得 经试差解得 h=0.322m6.3 附属设备的选型计算6.3.1 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

38、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 压头 式中 可忽略, 则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12000Pa，取总压降为12000Pa，为前半段提供动力的风机取已知标准条件下空气密度为查表知进口空气密度为；标准条件下体积流量为：标准条件下风压为：根据所需风量和风压参考旋转闪蒸干燥与气流干燥技术手册，查9-19No.6.3A型离心通风机满

39、足要求，电动机型号为Y200L1-2。该风机性能如下：风量 56906978全风压 88578148轴功率 30kW 2.排风机已知体积流量 为后半段提供动力的风机取，已知干燥器出口空气温度为t2=71.5，查表知此时空气密度为则标准条件下体积流量和风压分为： 根据所需风量和风压参考旋转闪蒸干燥与气流干燥技术手册，查9-19No.6.3A型离心通风机满足要求，电动机型号为Y200L1-2。该风机性能如下： 风量 56906978 全风压 88578148 轴功率 30kW 6.3.2气-固分离设备为获得比较高的固相回收率，选用XLP/B-8.2型旋风分离器。其圆筒直径820mm，入口气速20m/s。压强降为1150Pa，单台生产能力8650m3/h。6.3.3 供料装置 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，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： 根据物料性质（散粒状）和生产能力（2.7t