卧式多室流化床干燥器.doc

中原工学院
化工原理课程设计卧式多室流化床干燥器
2013/01/15
：支玉惠
学院：纺织学院
班级：轻化101
学号： 1
指导老师：瑾
课程设计设计任务书
（一）．设计题目
设计一台卧式多室流化床干燥器，用于干燥颗粒状肥料。

将其湿含量从0.04+0.001 ×1=0.041 干燥至 0.0003+0.0001=0.0004 （以上均为干基），生产能力（以干燥产品计） 3000+100=3100kg/h。

（二）．操作条件
1．干燥介质：湿空气。

其初始湿度和温度根据地区的气候条件来选定。

离开
预热器的温度 t1 为 80℃。

2．物料进口温度：θ 1=30℃。

3．热源：饱和蒸汽，压力400kPa。

4．操作压力：常压。

5．设备工作日每年330天，每天24小时连续运行。

6．厂址：新市龙湖地区。

（三）、设计容
（1）干燥流程的确定和说明。

（2）干燥器主体工艺尺寸计算及结构设计。

（3）辅助设备的选型及核算（气固分离器、空气加热器、供风装置、供
料器）。

（三）．基础数据
1．被干燥物料
颗粒密度ρ s=1730kg/m3；
绝干物料比热 Cs=1.47kJ/(kg 临界湿含量 Xc=0.013（kg/kg ·℃)；
绝干料）；
堆积密度ρ b=800kg/m3；
颗粒平均直径dm=0.14 ㎜；
平衡湿含量 X*=0。

2．物料静床层高度Ζ 0 为 0.15m。

3 干燥装置热损失为有效传热量的15%。

目录
（一）、设计方案简介： (3)
（二）、干燥过程的流程说明 (4)
( 三) 、干燥过程的计算 (4)
3.1 主体设备的工艺设计计算 (4)
3.1.1 物料衡算 (4)
3.1.2 空气和物料出口温度的确定 (5)
3.1.3 干燥器的热量衡算 (5)
3.1.4 预热器的热负荷和加热蒸汽消耗量 (6)
3.2 干燥器的设计 (7)
3.2.1 流化速度的确定 (7)
3.2.2 流化床层底面积的计算 (8)
3.2.3 干燥器的宽度和长度 (9)
3.2.4 干燥器高度 (9)
3.2.5 干燥器结构设计 (10)
（四）辅助设备的选择及计算 (11)
一、风机 (12)
二、供料装置 (13)
三、除尘设备 (14)
四、换热器选型 (15)
五、空气过滤器 (16)
六、管路计算及管道选择 (17)
（五）、优化分析 (18)
5.1.1.干燥器年总费用G (18)
5.1.2 干燥设备投资折旧费用GD (18)
5.1.3 空气年预热费用G
h
(19)
5.1.4 风机年运转费用 (19)
5.2 .1 干燥器优化设计工艺分析 (20)
5.2.2 风机风量 (20)
5.2.3 干燥器体积的计算 (20)
（六）、设计一览表 (22)
（七）、评述 (24)
(八)、参考文献 (25)
（一）、设计方案简介：
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0.041 降至 0.0004 ，生产能力为3100 ㎏／ h。

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42℃下离开干燥器。

湿度为0.00988的空气经翅片换热器（热载体为400kPa 饱和水蒸气）加热至80℃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0.02 ，温度降至 43℃。

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3m2，长度与宽度分别取4m和 1.5m，高度3.5m，隔板间距 0.8m，物料出口堰高 1.54m。

分布板开孔率 4.3%，总筛孔数120509 个，孔心距 6.8mm。

挡板与多孔板之间留有一定间隙（一般为几十毫米），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。

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。

（二）、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 25℃的空气进入换热器，与压力为 400kPa 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 80℃。

工艺流程图如下：
( 三) 、干燥过程的计算
3.1 主体设备的工艺设计计算
3.1.1 物料衡算
W=G(X1-X2)=L(H2-H1)
ω 2===0.0003998
Gc=G2(1-ω2)=3100×（ 1-0.0003998 ） =3098.76 ㎏绝干料 /h
W=G(X1－X2)=3098.76 × (0.041-0.0004)=125.8kg/h
H1=H0=
=
3.1.2 空气和物料出口温度的确定
=0.00988kg/kg 绝干气
空气的出口温度 t 2
应比出口处湿球温度高出 13℃，即
T 2=43℃
物料离开干燥器的温度
2
的计算，即
r
( X
C X
*
)
X 2 -X *
t w2
（
*
）（ C S (t 2 t w 2 )
）（
* ）
t 2 r t w 2
X 2
-X -c s
t 2
-t w2
X C -X
1
t 2
t
w2
r t ( X C X * ) c s (t 2 t w2 ) [1]
w 2
由水蒸气查表得 rtw 2=2423
将有关数据代入上式，即
=
解得：θ 2=42℃
3.1.3 干燥器的热量衡算
干燥器中不补充热量，
Q D
，因而可用下式进行衡算，即
Q Q P Q 1 Q 2 Q 3 Q L
式中 :
Q3=W(2490+1.88t2) =125.8
× (2490+1.88 ×43)
=323436.5KJ/h
Q2=Gcm2( θ 2－θ 1)
=G(cs+4.187 ×X2)( θ2－θ 1)
= 3098.76 ×(1.47+4.187 ×0.0004) ×（ 42-30 ）=54941.4KJ/h
Q1=L(1.01+1.88H0)(t2-t0)
=L ×(1.10+1.88 ×0.0099) ×（ 43-25 ）
=18.51L
Qp=L(1.01+1.88H0)(t1-t0)
=L×(1.01+1.88 ×0.0099)×(80-25)
=56.57L
取干燥器的热损失为有效耗热量Q
2
Q
3的
15%
，
QL=0.15(Q2+Q3)=56756.7KJ/h
将上面各值代入式Q Q
P
Q
1
Q
2
Q
3
Q
L中，便可解得空气耗用量，即
56.57L=18.51L+54941.4+323436.5+56756.7 解得： L=11433.7kg 绝干气 /h
由式
W
求的空气离开干燥器的湿度H2，即L
H1
H2
H2=0.021 ㎏水 / ㎏绝干气
3.1.4 预热器的热负荷和加热蒸汽消耗量
QP=L(1.01+1.88H0)(t1-t0)
=11433.7×（ 1.01+1.88 × 0.0099 ）×（ 80-25 ）=646821.8KJ/h
由水蒸汽表查得，400kPa 水蒸气的温度T
S
143.4℃
，冷凝热
r 2138.5kJ / kg ，
取预热器的热损失为有效传热量的
15%
，则蒸汽消耗量为：
Wh=
646821.8/(2138.5 × 0.85) =355.84
干燥器的热效率为
η h=
=0.33
3.2 干燥器的设计
3.2.1 流化速度的确定
1. 临界流化速度
u mf
的计算
o
在 80 C
下空气的有关参数为密度ρ =1 ㎏ /m3，黏度μ =2.11 × 10-5Pa.s ，导热系数λ =3.047 × 10-2W/m. ℃。

Ar= 0.00014 × (1730-1) × 1× 9.81)/(0.0211)2=104.54
取球形颗粒床层在临界流化点ε MF=0.4。

由ε MF 和 A r 数值查图 6-10[1] 得。

Lymf=5× 10-6
临界流化速度计算：
Umf=
=0.0121m/s
2. 颗粒带出速度 u t
由1 及 Ar 值查图得 Lyt=0.55
带出速度计算：
Ut=
=
=0.582m/s
3. 操作流化速度 u
取操作流化速度为0.7 u
t，即
u=0.7 × 0.582=0.4073m/s
3.2.2 流化床层底面积的计算
1.干燥第一阶段所需底面积 A1计算，得
a Z 0
(1.01 1.88H 0 )L
(1.01 1.88H 0) LA1(t1t w1)
G c( X 1X 2 )r t w
式中有关参数计算如下：
1
取静止床层厚度Z0=0.15m，干空气的质量流速取为u
，即
L′=ρu=1.0 ×0.4073=0.4073
α ==6× (1-0.4)/0.00014=25714.3m2/m3
Re==0.00014× 0.4073 ×1/0.0211=2.702
流化床的对流传热系数α=4××
=0.004 × (0.03047/0.00014)× 2.7021.5
= 3.867 W/·℃
流化床层的体积传热系数=α× a= 99443.04W/·℃
由于 dm=0.14 ㎜＜ 0.9 ㎜，所得 a ′值应予以校正，由d
m值从图中查得。

C=0.1
α a=0.1 ×99443.04=9944.304 W/·℃
9944.304 ×0.15=
解得 A1=4.044m2
物料升温阶段所需底面积A2计算，得
(1.01 1.88H 0 )L
a Z 0
ln t1
(1.01 1.88H 0)LA 2 1 1
G c c m2 t1 2
式中 Cm2=cs+4.187X2= 1.47kJ／㎏·℃
= ln =0.276
9944.304 ×0.15=
解得；A2=0.834㎡
床层总的底面积为：A=A1+A2=4.88 ㎡
3.2.3干燥器的宽度和长度
今取宽度 b=1.63m ，长度 l= 3m ，则流化床的实际底面积为 4.89 ㎡。

沿长度方向在床层设置个横向分隔板，板间距 0.5m。

物料在床层中的停留时间为：τ == =0.189 h
3.2.4干燥器高度
1.浓度相高度 Z1计算，得
10
Z1Z0
1
而由下式计算，前已算出，Re 2.09995 ， Ar75.657
于是
由ε ===0.861
Z1=Z0＝0.15 ×=0.432m
分离段高度
Z 2
De=
0.877m
由 u=0.4073m/s 及 De=0.877, 从图中查得：
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
3.5m 。

3.2.5 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
15%
，则
Pd=0.15 Pb=0.15Z0（ 1- ε0）（ρ s- ρ） g
=0.15
×0.15 ×(1-0.4) × (1730-1) × 9.81
=228.98Pa
再取阻力系数
2
，则筛孔气速为：
=
=
=15.132 m ／s
干燥介质的体积流量为：
V S
t 273 1.013 105
L(0.772 1.244H )
273
P
=11433.7/3600 × (0.772+1.244 ×0.00988) × ×
=
/s
选取筛孔直径 d 0 1.5mm
, 则筛孔总数为：
===120509.67
分布板的实际开孔率为：
ψ= = 0.044
即在分布板上筛孔按等边三角形布置，孔心距为：
t==（=0.00684mm
2．分隔板
沿长度方向设置 4 个横向分隔板，隔板与分布板之间的距离为 30~50mm（可调节），提供室物料通路。

分隔板宽 1.5m ，高 3m ，由 5mm 厚钢板制造。

3.物料出口堰高
h
Ret===3.86
==
将 u 及u
mf代入上
式，解得 E v=6.452
用式= 求溢流堰高度h
，
即将有关数据代入上式，
经试差解得：h= 1.54 m
（四）辅助设备的选择及计算
一、风机
按气体的出口压力或者进、出口压强比将其分为通风机、鼓风机、压缩机和真空泵。

1．送风机
风机按其结构形式有轴流式和离心式两类。

轴流式的特点是排风量大而风压很小，一般仅用于通风换气，而不用于气体输送。

故选择离心式通风机。

其风机进口体积流量 V1 为
V 1
t 0 273 101
L(0.772 1.224 H ) 273 P
= 9788.52
压头 HT 为
2
2
)
H T ( z 2
z 1) g ( p 2 p 1) (u 2
u 1
2
g H f 1 2
上式中 z 2
z 1 可忽略， p 2
p 1
， u 1
u 2
，所以上式可简化为
H T
g
H f 1 2
因为整个干燥过程的压降主要有气固分离器、换热器、干燥器和旋风分离器的
压降，其总和大约为 13000Pa 。

为前半段提供动力的风机取
H T
7000Pa 根据所需风量 V 1
=9788.52m3/h 和经验，从风机样本中查得
9-26NO.6.3 的
离心通风机满足要求，电动机型号为 Y225M-2。

该风机性能如下
风量 8588-11883 m3/h 全风压 9698-8615 pa
轴功率 45kw
2．排风机
同理可得到物料出干燥塔的温度下的体积流量 V2
t 2 273 101
V 2 L(0.772 1.224H 2)
P
273
= 10560.93 m
3
/h
根据所需风量 V 1 =10560.93m3/h 和经验，从风机样本中查得9-26NO.6.3 的离心通风机满足要求，电动机型号为Y225M-2。

该风机性能如下
风量8588-11883 m3/h
全风压9698-8615 pa
轴功率45kw
二、供料装置
根据物料性质（散粒状）和生产能力（ 3100kg/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 dm=0.14mm，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 330 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，应选用星型供料装置。

物料供料量V=G/ρ=3098.76/800=3.87m3/h
计算星型加料器每转加料量为
=2.69
参考《旋转闪蒸干燥与气流干燥技术手册》[5]54 页，选择CLD HX 4 型星型加料器，该加料器主要参数如下：
每转体积
4L / r
电机 Y8014/0.55
转速 24r / min
工作温度 80o C
三、除尘设备
由于对于粒径小于5m
的细粉在旋风分离器的除尘效果较差，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%，甚至可达99.9%以上；处理气体量围大，根据需要，可设计制造出处理每小时几立方米到几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；进口含尘气体在相当大的围变化，对除尘效率和阻力影响不大。

结构简
单，使用灵活，运行稳定可靠，不存在水污染和污泥处理等问题。

因此本次设
计采用袋滤器。

参考《常用化工单元设备设计》[6]212-213页知，对于脉冲袋滤器
Q
F
u
式中：F——所需过滤面积，m2；
Q
——含尘气体处理量， m 3 / min ；
u
——过滤风速，m / min。

对于脉冲振打u 3.0~ 4.0m / min180.0~ 240.0m / h 取风速 u=200m/h
3
已知含尘气体处理量Q=V2=10560.93m/h
故 F=10560.93/200=52.8
查表后选用 MC-72Ⅱ型脉冲袋滤器
四、换热器选型
用来加热干燥介质（空气）的换热器称为空气加热器。

一般可采用烟道气或饱和水蒸气作为加热介质，且已饱和水蒸气应用更广泛。

在干燥系统中，常
用的蒸汽加热器有两种主要形式，一种是 SRZ 型；另一种是 SRL
型。

这两种
结构形式的热媒都在管子流动，通过管子的外表面加热空气，由于空气侧的换热
系数要比管侧热媒的换热系数低很多，所以管外侧都加工成翅片，用以提高管外空气的湍流程度以及增加单位管长的换热面积，提高传热性能。

两种加热器操作压力围一般为 0.03 1.6MPa ，被加热的空气温度在 140℃
以下，
迎面气速为
2.5
3.8m/ s ，最高不超过
7.6m/ s。

对于此次设计任务来说，操作压
力为 400kpa ，被加热空气最高温度为 80℃，符合加热器操作围要求。

从蒸汽
性能表中查得，当蒸汽压力 P 400kPa 时，饱和蒸汽温度 T S
143.4℃。

空气平 均温度 T=t 0+t 1=(25+80)/2=52.5 ℃ , 此时空气密度ρ =1.087 。

根据其中蒸汽加热器性能规格表 12-1 ，初选型号为 SRZ 10 7D
，单元组
件的散热面积 A
a
28.59m
2 ，通风净截面积
A f
0.45m 2
，受风面积
A s A
B 717.5 1001 10 6 0.72 m 2
确定空气从 43℃升至 80℃
所需热量
Q=V 1ρC P (t 1-t 0)=9788.52 ×1.087 ×1.02 ×（ 80-25 ）=595447.76KJ/h
实际风速： u=
=
=3.786m/s
空气的质量流速： u r =u ρ=3.786 × 1.087=6.568m/s
根据所查公式求排管的传热系数
K ：
K=51.5(u r ) 0.510 =51.5 × (6.568) 0.51 =134.49kJ/m 2.h. ℃
传热温差
t m
：
t m =
= 88.056 ℃
所需传热面积 A c ：
A C = = =50.28m 2
所需单元排管数 n ：
n===1.76
实际选取 2 组，总传热面积 A=2× 28.59=85.77m2
性能校核
迎面风速U s===3.78m/s
2.5m/s < u s=
3.78m/s < 3.8m/s故合适
传热面积安全系数，==1.7
加热空气侧总阻力P=3×1.76u r =3× 1.76 × 6.57=4.14pa
五、空气过滤器
空气动力设备吸入含有灰尘的空气之后，由于所用加热介质空气中有可能
会含有各种煤尘、颗粒，如随空气进入到干燥系统中将造成设备的磨损，缩短
设备的使用寿命，吸入的灰尘会在风机叶片表面上结垢，造成设备中转子的动
平衡精度下降，使其工作寿命大大减短，灰尘中的有害化学成分会使设备生
锈、腐蚀，因而，空气动力设备必须要配高精度空气过滤器。

已知空气流量为 9788.52m3/h, 查相关资料知， ZKL180型自洁式空气过滤器较为完善，过滤面积大、流速低、阻损小，可实现空气过滤元件的自动清洁，自
动化程度高，过滤原价使用寿命长，因此选用此种型号作为我们干燥系统的空气
过滤设备。

其性能参数如下：
ZKL180 空气过滤器的主要性能参数
最大空气过滤量过滤精度 um/效消耗功率 W 电源 AC 3
m/min 吸入状态
率 %
180≥1/99.96100220V
3
反吹气量 m/min
结构形式初阻损 Pa 反吹气压 MPa
0.1单层≤1500.4-0.6
六、管路计算及管道选择
空气流动适宜流速为15-20m/s 取流速 u=20m/s；
计算空气入口管路管径：
3
V1=9788.52m/h
V1 d 2u
4
故： d===0.416m=416mm
选用 450mm管路管径，材质为不锈钢，壁厚10mm。

计算空气出口管路管径：
V2=10560.93m3/h
d== =0.432m=432mm
选用 450mm管路管径，材质为不锈钢，壁厚 9mm，
饱和蒸汽在管路中适宜流速为20-30m/s, 取流速u 30m / s。

计算饱和蒸汽管路管径：
已知饱和蒸汽为 400kPa，温度为143.4o C，查表知2.1618 kg / m3 ，流量W h=355.84kg/h
d===0.0441m=44.1mm
查表知选取无缝钢管为输送管道外径为54mm，壁厚 4mm，材质为不锈钢。

计算蒸汽冷凝水管路管径：
饱和蒸汽经换热器冷凝后变为冷却水，温度为143.4 ℃，查表知其密度
水923.006kg / m 3 ，冷凝水在管道中适宜流速为0.08 ~ 0.15m / s 取
u 0.15m / s
d= = =30.16mm
查表知选取有缝钢管为输送管道，外径为40mm，壁厚为 3.5 mm，材质为碳钢。

（五）、优化分析
5.1.1.干燥器年总费用G
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，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G为：
G=G d+G h+G p
式中：
G——总费用，万元 / 年；
G D——干燥设备投资折旧费，万元/ 年；
G h——空气预热费，万元 / 年；
G P——风机运转费，万元 / 年。

5.1.2 干燥设备投资折旧费用GD
干燥设备投资折旧费用 G D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：
G D a M b V C F C Y
式中：
V
——干燥器体积，m
3；
F
C——设备年折旧率， a 1；
Y——美元和人民币的兑换系数。

a
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 0.2~0.4 ，M
为通货膨胀系数，设 2005 年为 1500.1 ，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 1~1.5 ，F
C为设备折旧率，一般取 0.08~0.125, 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。

5.1.3 空气年预热费用G
h
若干燥介质温度低于 1600C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G
h为：
G h=L ×T h×(1.01+1.88 ×Ho) ×(t 1-t 0) ×8.12 ×10-6
式中：
T h——年工作时间，h ；
5.1.4 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，可采用一台送风机，其年运转费用为:
G P=0.00004 ×Q hs×T h
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：
G P=0.00004 ×(Q hs＋ Q hp) ×T h
式中
Q hs，Q
hp——送风机，排风机的风量，m3 / h ;
0.00004 ——经验比例系数。

5.2 .1 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 hs
，
Q hp
；饱和
水蒸气的用量
W h
；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，
Q
hs
，
Q hp
，
W
h
， V
是可以通过工艺衡算得到。

5.2.2 风机风量
对卧式多室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 0
，
H 0 ），而排风机安装于干燥器之后，其湿空气状态为
（风量和排风量分别为：
t 2 ， H 2 ），，所以送
Q hs
L （0.773
1.224 H 0）（273 t 0）/ 273
Q hp
L （0.773
1.224
H 2）（273
t 2）/ 273
5.2.3 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 A t。

要求得干燥器的体积，必须求的干燥过程的传热量
Q
，
体积给热系数
a
以及对数平均推动力 t m 。

假设物料的传热和传质只发生在高度为 H,空隙率为 0.4 的静止床层，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 1
升到 t w ，水分含量由
X 1 （初始湿
含量）降为 X C （临界湿含量），干燥介质温度由
t 1 降到 t t ，物料和热量衡算
为：
Q 1 =G ×[(X 1-Xo) ×r t ω1+（ Cs+4.187 ×X1 ）×( Tw 1-θ1)
=L Cs ×(t 1-t t )
（干燥介质在恒速阶段释放的热量）；
第二阶段：湿物料温度由t
w升到2，含水量由 X
0降到 X2（最终含水量），干
燥介质温度由t
t到
t
2，物料和热量衡算关系为：
Q2=G×[(X 0-X 2) ×rtm+（ Cs+4.187×X 2）×(θ2-Tw 1)
（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，其他临界条件由已
知得到。

由上两式子分别得到不同阶段的温度（t
1，
t
t，
t
2），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t
1，
t
2：
t 1= t 2=
带入Q
a
V t
，得到
V
1，
V
2，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 6 (V1V2) 。

由附录的程序可以看出，通过比较可知在出口温度为43 度时为最优状态。

结果如下：设备折旧费Gd=44.84 万元 , 空气预热费 Gh=4.16 万元 , 风机运转费 Gp=0.645 万元 , 总费用最少值 G=49.65 万元最佳出口温度t 2=43℃
1
（六）、设计一览表
数据名称
初始湿含量
终态湿含量
临界湿含量
平衡湿含量
进口温度物料（ PVC）
颗粒密度
堆积密度
绝干物料比热
颗粒平均直径
静床层高度干燥介质（空气）进干燥器温度
操作压力干燥器
热损失
热源（饱和水蒸气）压力
生产能力符号
X 1
X 2
X0
X *
1
s
b
C s
d m
z0
t1
p
p s
G 2
数值
0.041
0.0004
0.013
30
1730
800
1.47
0.14
0.15
80
常压 (400)
15
400
3100
单位
㎏水／㎏绝干料
㎏水／㎏绝干料
㎏水／㎏绝干料
㎏水／㎏绝干料
o C
kg/ m3
kg/ m3
kJ /(kg K )
mm
m
o C
KPa
%
kpa
kg / h
（二）．卧式多室流化床干燥器计算结果
数据名称
生产能力
入口物料温度
出口
入口空气温度
出口
空气用量
热效率
流化速度
第一阶段床层底面积
升温段
长
设备尺寸宽
高
型号
孔径布气板孔速
孔数符号
G2
1
2
t 1
t 2
L
h
u
A1
A2
b
z
d 0
u0
n0
数值
3100
30
42
80
43
11433.7
30
0.407
4.044
0.834
4
1.5
3.5
单层多孔布气板
1.5
15.132
120509
单位
kg / h
o C
o C
o C
o C
kg 绝干气体 / h
%
m / s
m2
m 2
m
m
m
mm
m / s
个
开孔率 4.4%
宽 b 1.63 分隔板
与布气板距离h c 30-50 物料出口堰高h 1.56
m mm m
（七）、评述
本次的化工原理实习，刚开始我们听老师授课，然后按照老师说的注意事项、步骤等，我开始了漫长的计算生涯，每天与数据、计算器打交道，在数据的处理过程当中，我遇到了很多问题，但我并没有气馁，首先我静下心来，查找与问题相关的知识要点，进一步熟悉换热器的原理及设计过程，通过查找资料，慢慢地对问题进一步了解，再想其他同学讨论与交流，以及去图书馆、网上查资料，差不多用了将近四五天的时间，将所需要工艺的数据算完，数据计算告一段落，然后开始设备选型，接下来是写干燥器的可行性报告，最后是干燥器的图纸设计。

在整个设计过程中，给我印象最深的是在有关附属设备换热器的选型中，由于《化工原理》课本上的类型很有限，使我所设计的流量根本无法选到合适的型号和规格。

上网查找、问同学、去图书馆等等，想尽了一切办法。

还好，工夫不负有心人，我最终在《干燥设备设计手册》中找到了解决该问题的方案。

然而，在初步设计中，估算值与计算值相差太大，最后经过我反复多次地对数据的调整，总算完成了换热器的设计。

我为我能把自己在课堂所学到的知识，再综合一些参考文献，然后真正运用出来颇感兴奋！但是，我也暴露出前期我所学知识的欠缺和经验的不足。

对于这次设计，我了解了干燥的方法和工艺流程过程以及选择机器设备类型、规格的原则，奠定了以后学习专业课的基础，提高了我运用所学知识观察和分析实际中可能出现的问题的基本能力。

同时，我认识到实事、认真踏实才是当代大学生应该具有的品质；感悟到只有虚心求学、勇攀高峰才是成材的唯一道路
这次化工原理课程设计已经画上了一个圆满的句号，感学校为我们提供这样的机会，同时更要深深感我们的老师，从他们的言传身教中我们受益匪浅，从刚开始的什么都不懂，到现在对设计步骤和各种设备的深刻认识。

整个设计带给我们的，不仅仅是我们所接触到的那些设计过程，更多的则需要我们每个人在以后的生活、学习、工作中根据自己的情况去感悟，去反思，勤时自勉，使这次设计达到了它的真正目的。

(八)、参考文献
1．林爱光编《化学工程基础》·清华大学·1999.2
2．马连湘、光启、王文中主编·《化工设备算图手册》·化学工业·2003.6 3．贾绍义、柴诚敬主编·《化工单元操作课程设计》·大学·2011.9
4．金国淼·《干燥设备》·化学工业·2002.8
5．王保国、黄璐主编·《化工设计》·化学工业2001.2
6．相东、周德仁主编·《常用工业干燥设备及应用》·化学工业·2005.16 7．申迎华、郝晓刚主编·《化学原理课程设计》·化学工业.2009.5
8. 广文主编《干燥设备设计手册》. 机械工业 .2009.7。