化工原理课程设计-土霉素干燥塔设计.doc

第一章 气流干燥管的概述 气流干燥也称“瞬间干燥”，是固体流态化中稀相输送在干燥方面的应用。该法是使加热介质（空气、惰性气体、燃气或其他热气体）和待干燥固体颗粒直接接触，并使待干燥固体颗粒悬浮于流体中，因而两相接触面积大，强化了传热传质过程，广泛应用于散状物料的干燥单元操作11 气流干燥的特点 气固两相间传热传质的表面积大 固体颗粒在气流中高度分散呈悬浮状态，这样，使气固两相之间的传热传质表面积大大增加。由于采用较高气速，使得气固两相的相对速度也较高，不仅使气固两相具有较大的传热面积，而且体积传热系数也相当高。 热效率高、干燥时间短、处理量大 气流干燥采用气固两相并流操作，这样可以使用高温的热介质进行干燥，且物料的湿含量愈大，干燥介质的温度可以愈高。干燥气体的进出口温差很大，因此可以提高干燥器的效率。气流干燥管的管长一般为1020m，管内气速为2040m/s,因此湿物料的干燥时间仅为0.52m/s,所以物料的干燥时间很短。 气流干燥器结构简单、紧凑、体积小，生产能力大 由于气固两相并流，值很大，同时气流干燥的体积传热系数hv值也很大，于是在所需求的热量Q值为某一定值时，气流干燥管体积必定很小。换句话说，体积很小的气流干燥器可以处理很大量的湿物料气流干燥器结构简单，在整个气流干燥系统中，除通风机和加料器以外，别无其他转动部件，设备投资费用较少。操作方便 在气流干燥系统中，把干燥、粉碎、筛分、输送等单元过程联合操作，流程简化并易于自动控制。 气流干燥的缺点 气流干燥系统中的流动阻力压降较大，一般为30004000Pa,必须选用高压或中压通风机，动力消耗较大。气流干燥所使用的气速高，流量大，经常需要选用尺寸大的旋风分离器和袋式除尘器。气流干燥对于干燥载荷很敏感，固体物料输送量过大时，气流输送就不能正常操作。1.2 气流干燥器的适用范围 物料状态 气流干燥要求以粉末或颗粒状物料为主，其颗粒粒径一般在0.50.7mm以内，至多不超过1mm。对于块状、膏糊状及泥状物料，应选用粉碎机和分散器与气流干燥串联的流程，使湿物料同时进行干燥和粉碎，表面不断更新，以利于干燥过程的连续进行，或者采用将一部分干燥合格的产品返回喂料口与湿物料相混合，使湿膏状物料、泥状物料分散成粉碎物料后进行气流干燥。气流干燥中的高速气流易使物料破碎，固高速气流干燥不适用于需要保持完整的结晶光泽的物料。及易黏附在干燥管的物料不宜采用气流干燥。如果物料粒度过小，或物料本身有毒，很难进行气固分离，也不宜采用气流干燥。 湿分和物料的结合状态 气流干燥采用高温高速的气体作为干燥介质，且气固两相间的接触时间很短。因此气流干燥仅适用于物料湿分进行表面蒸发的恒速干燥过程；待干物料中所含湿分应以润湿水、孔隙水或较粗管径的毛细管水为主。此时，可获得湿分低达0.3%0.5%的干物料。对于吸附性或细胞质物料，若采用气流干燥，一般只能干燥到含湿分2%3%。32第二章 气流干燥管的基本原理21 颗粒在气流干燥管中的运动阻力Fs浮力Fb重力Fg211 单一颗粒在加速运动段的基本方程 单一颗粒在加速运动时，受到以下几种力：a. 上升气流对颗粒的作用力Fs，在数值上等于颗粒对上升气流的阻力，但方向相反。 （）2/2式中，Fs为上升气流对颗粒的拽力，N；为颗粒与气流间的阻力系数，是Re的函数；m为气体的密度，kg/m3;Ap为颗粒垂直于气流方向的最大截面积，对于球形颗粒Ap=2p，m/s; 为颗粒上升速度，m/s；dp为颗粒直径，m;g为重力加速度m/s2。b. 颗粒的重力 ,式中，Fg为颗粒重力，对于球形Fg为d3pg,N;V为颗粒体积，对于球形V=d3p；m3；为颗粒重度，kg/m3.c. 气流对颗粒的浮力 ，式中，Fb为气流对颗粒的浮力，N。整理得圆形颗粒在气流干燥管中的运动基本方程式d2pp32.1.2 单一颗粒在等速运动段的基本方程 当颗粒作等速运动时，重力Fg、浮力Fb、拽力Fs之和相等。 由于，浮力Fb可以忽略，于是 dp22=dp3 式中，为颗粒沉降速度，m/s;dp为颗粒直径，m。对于实际颗粒的运动，应做以下的校正： 对颗粒形状的校正；对颗粒群的校正；对颗粒直径和密度的校正；对气速的校正。22 颗粒在气流干燥管中的传热 221 稀相条件下静止气流中对颗粒的传热 单个颗粒在无限大的静止流动中的热传导传热关系为 式中，h为传热系数，W/（m2）; dp为颗粒直径，m；为气体热导率 W/（m）。 222 单个颗粒在流体流动中的传热 在球形颗粒的情况下，有以下关系式：强制对流传热 2.0+K1Re1/2Pr1/3自然对流传热 =2.0+K1Re1/4Pr1/3式中，K1为系数；Gr为格拉斯霍夫准数，Pr为普兰德准数。 223 颗粒在气流干燥管中的传热 （1）颗粒群与气体间的传热A 颗粒直径在100以上的物料的传热 颗粒在投入干燥管后，受热气流的冲击，在一般情况下可考虑分散成单个的散粒而悬浮于气流中，固此传热系数与颗粒的传热面积可分别计算。在颗粒的等速运动段，颗粒运动速度较大，颗粒浓度稀薄，气流与颗粒群之间的传热可以按下列公式计算：Nu=2.0+0.60Re1/2Pr1/3 或 Nu=2.0+0.54Re1/2 而在颗粒的加速运动段，由于颗粒的浓度较大，所以不能使用单颗粒的传热系数关联式。颗粒群在刚进入气流干燥时，其Nu和Re的关系如下： 400Re1300 Numax=0.9510-4Re2.15 30Re400 Numax=0.76Re0.65B 100以上的颗粒与气流之间有效传热面积 在加速运动段，由于颗粒运动速度Vm是变化的，因此单位干燥器体积中的浓度也有所变化，相当的单位体积中的颗粒有效传热面积也必然随着变化。在一定的进料量下，Vm越大，则有效传热面积愈小。对于100以下的物料，可以认为颗粒完全分散悬浮于气流之中，所以其单位干燥管体积的有效传热面积 A=G(1+X)dp2/(aVdp33600D2Vm)式中，A为单位干燥管体积的颗粒传热面积，m2/m3;G为绝干物料流率，kg/h；X为物料干基含水量，kg/kg，dp为颗粒直径，m;D为干燥管直径，m; 为颗粒密度，kg/m3; 为颗粒运动速度，m/s; 为体积系数；为面积系数。 =颗粒的总表面积/（颗粒直径）2 ，对于球形 = C 颗粒直径在100以下的物料的传热及传热面积 粒径在100以下的物料，例如聚氯乙烯树脂、淀粉、活性碳等物料，在湿物料刚进入干燥管时，会凝聚成数毫米大小的颗粒，这种颗粒在热风冲击下不能立即按其原来的粒径分散，而是随着颗粒的干燥，颗粒相互之间的碰撞而逐渐分散，因此颗粒的有效传热面积A也在不断的变化，而这种变化规律，目前尚无法推导，所以只好将传热系数和有效传热面积合并为一个以体积计算的传热系数称之为体积传热系数，符号为ha。对ha则根据不同物料及干燥操作条件分别进行实测。实测的ha值一般比计算的ha值（作为每一颗粒都均匀分散）要小20倍左右。224 气流与颗粒间的传热量A 等速段气流与颗粒间的传热量 当气流与颗粒间的相对速度等于该颗粒在气流中的沉降速度时，颗粒即进入等速运动段。在该段内，气流速度Vg不变，那么颗粒运动速度Vm及二者之间的差值（Vg-Vm）=Vr（相对速度）都为常数。在该段内，气流和颗粒之间的传热系数的计算式，即 （2+0.54Re1/2）而气流与颗粒间在单位干燥器体积内的传热面积A仍可根据前式计算，此时由于Vm已为一常数，因而h值也成为某一常数而不再改变。所以，在等速运动段，气流和颗粒间的传热量，按下式进行直接计算即可 D2式中，Q为传热量，W；ha为体积传热系数，W/（m3/）;D为干燥管直径，m；H为干燥管长度，m；为平均温度差，。B 加速段的气流与颗粒间的传热量 在该段内，A及h值均为变值，且随颗粒的不断加速而下降，所以气流与颗粒间的传热量应由微分式表示 dD2h用加速段的传热关联式求得。A用前面的式子求得。则有0.06-Ret0.06)+ 1/Ret1.44-1/Re01.44)其中 （kJ/h）对于Re0=400, Ret=1,用上述同样的方法得0.05-1/Ret0.05)+ 1/Ret1.55-1/Re01.55)其中 （kJ/h）上面各式Ar为阿基米德准数，Ar=d3p/(32g);Re0为颗粒开始加速时的雷诺准数，Ret为颗粒开始等速运动的雷诺准数。总之，对于气流干燥加速段的传热量，不可能有一个统一的公式进行计算，而应根据不同的干燥颗粒直径和使用的干燥介质的性质、温度而建立的不同的传热系数关联式进行计算。225 一维不等速运动所需的高度当，且方向向上时，其所需要的高度层流区 0Rep2 , d2p过度区0Re500 d2p Ret2-1/ Re02)- 湍流区 500Rer2105 0.44 d2p Ret3-1/ Re03)- (1/ Ret2-1/ Re02)23 气流干燥的物料恒算和热量恒算231 物料恒算（1）物料中去除的湿分量在产品过程中，产量的表示方法有3种：以绝干物料来表示的小时产量G0；以产品来表示的小时产量G2；以湿原料表示的小时产量G1。假定没有损耗，在干燥过程中绝干物料的质量是不变的，于是G0、 G1 、G2之间的关系如下 物料中去除的湿分量按下式计算 W=G0（X1X2）（kg/h）式中，X1为干燥器进口固体物料湿含量，质量分数（干基）；X2为干燥器出口固体物料湿含量，质量分数（干基）。 绝干空气的消耗量（L） 气体通过干燥器前后时的气体绝干质量是不变的。以Y1和Y2表示进出干燥器气体的湿含量（干基），则（Y1- Y2）为1kg绝干气体可以带走的湿分量，所以 W=L（Y1Y2） （kg绝干气体/h） 232 热量恒算干燥设备有两个基本组成部分，一是预热器，二是干燥器。（1）预热器的热量平衡 Ig1L Ig0 D i 如图所示，对预热器作热量恒算，可以得到加热蒸气的消耗量 （2）干燥器的热量恒算 24 干燥器的附属设备的选型 241 风机的选型 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。风机的安装方式为：送风式、后抽式、前送后抽式。选择风机时，根据所输送气体的性质（如清洁气、含尘气等）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要求的风压，参照风机样本选用合适的型号。 242 空气加热器的选择用来加热干燥介质（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，且以饱和蒸汽的运用更为广泛。空气在蒸汽式加热器的出口温度通常不超过160，其所用的蒸汽压强一般在785kPa以下，最高压强可达1374kPa。由于蒸汽冷凝侧热阻很小，固总传热系数K值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。243 供料器的选择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，而排料器所处理的往往是较干物料。作为干燥装置的附属设备，供料器是及为重要的，其作用是保证按要求定量、连续、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以及要求的加料速率选择合适的供料器。在工业生产中使用较多的固体物料供料器有圆盘式、旋转叶轮式、螺旋式、喷射式等数种。244 气固分离器的选择气固分离器分离效果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分离器。根据固体颗粒回收的要求，在干燥系统中使用的分离器主要有旋风分离器、袋滤器及湿式洗涤器等。第三章 气流干燥器设计计算 在本设计方案中，给定参数如下：干燥产品量：62kg/h； 物料进口湿含量：23%（湿基）； 物料出口湿含量：6.0%（湿基）； 临界湿含量：2%（湿基）； 空气进预热器温度：25；空气相对湿度：35%； 空气进干燥器温度：144； 空气出干燥器温度：66；颗粒平均粒径：0.3mm；物料进口温度：25；物料出口温度：60。31 干燥流程的确定根据干燥任务，采用下图所示的直管式气流干燥装置。1空气成 品尾气2345671 空气过滤器 2.送风机 3.空气加热器 4.干燥管 5.星型加料器6旋风分离器 7.袋式除尘器 32 物料和热量恒算321气流干燥的基本假设 颗粒在干燥的过程中由于水分的去除而引起的粒径的变化,密度的变化可略去不计; 颗粒是圆球形; 在干燥管中,颗粒均分散悬浮于气流中,无相互黏结的现象; 颗粒在进入干燥管后,颗粒浓度对其运动轨迹的影响可以忽略不计.322物料恒算及热量恒算 物料恒算绝干物料量 湿物料量 水分蒸发量 查25下水蒸汽的饱和蒸汽压为:Ps=3.1684 kPa新鲜空气湿含量： H0=0.622=0.00688 kgH20/kg绝干空气由于预热器为等湿过程，所以H1=H0干燥空气用量 L= 新鲜空气用量 热量平衡预热器的热量平衡在本设计工艺中的预热器采用蒸汽加热，则蒸汽消耗量为 对干燥器作热量恒算，有其中查得土霉素的比热容为1.503kJ/(kgK),水的比热容为4.186 kJ/(kgK) 取干燥设备的热损失为3%，则 对上述各式整理得 H2=0.034 kgH20/kg绝干空气 L=498.64kg/h L=L(1+H0)=502.07kg/h 3.2.3 干燥管直径的计算 加速运动段干燥管直径D取 H1=0.00688 kgH20/kg绝干空气 m3/kg所以有 等速段气流干燥管管径的计算空气在气流干燥管出口处的参数为 , 绝干空气， m3/kg , kg/m3, 6pas.设物料的最大粒径为0.5mm,则最大颗粒物料的沉降速度用Allen公式计算，得 Vmax=(4225171029.8122.026410-51.044)1/3510-4 =3.34m/s空气的出口速度，取作比最大粒子的沉降速度大3m/s,则 所以3.2.4气流干燥管长度的计算 粒子加速段中（预热带）气流干燥管长度的计算A物料热量恒算 已知物料的进口温度1=25,用试差法求得tw=37,固预热物料所需热量： B预热带空气出口温度的计算 根据空气在预热带放出热量Q1，计算预热带终了时的空气温度ta 1071=498.641.015(144-ta) 解得：ta=142预热带空气的平均温度 tav=(144+142)/2=143.在此温度下，Hav= H1=0.00688 kgH20/kg绝干空气,查出空气的m3/kg, kg/m3, 5pas, (定性温度为)C预热带粒子运动速度的计算 传热量计算公式为 0。06Re0。06）+（1/Re1.441/Re1.44） A=式中 整理得Re=10.68A= 平均温差Ar=4gdp3mgg2) =49.810.0003317100.847/3/0.00002382=903在预热带内的平均气速 2） =498.6436003.1440.09421.189 =9.978m/s当Vm=0时，Re=10.689.978=106.56代入热量计算式：0.06 - Re0。06)+ 1/Re1.44 -1/106.561.44) 所以Re=96 与Re=96相应的粒子速度为： 96=10.68(9.978-Va),则Va=0.853m/s 则由d2p Ret2-1/ Re02)- ，得 H1=0.0049mD.表面蒸发带干燥高度的计算.物料在0.29870.25区间 作热量恒算，求物料干燥至湿含量为0.25时的气体温度t 代入数据得 t=127.48预热带空气的平均温度 tav=(127.48+142)/2=134.74.在此温度下，热空气的H kgH20/kg绝干空气查出空气的 m3/kg, kg/m3, -5pas, (定性温度为)该段内气体与物料颗粒间的给热量的计算该段内的平均气速/D2=9.819m/sA= 所以Re=98.78平均温差Ar=4gdp3mgg2) =943则由 0。06Re0。06）+（1/Re1.441/Re1.44），得 Re=45则Vm=5.73m/s则由d2p Ret2-1/ Re02)- ，得 H2=0.387m.物料在0.250.20区间 作热量恒算，求物料干燥至湿含量为0.20时的气体温度t 代入数据得 t=113.09空气的平均温度 tav=(127.48+113.09)/2=120.258.在此温度下，热空气的H kgH20/kg绝干空气查出空气的m3/kg, kg/m3, -5pas, (定性温度为)该段内气体与物料颗粒间的给热量的计算该段内的平均气速/D2=9.567m/sA= 所以Re=44.77平均温差Ar=4gdp3mgg2) =1025.72则由 0。06Re0。06）+（1/Re1.441/Re1.44），得 Re=17，则Vm=8.11m/s则由d2p Ret2-1/ Re02)- ，得 H3=2.21m由于Vrc=Vgc-Vmc=1.457m/s此时的粒子沉降速度为Vt=(4225171029.8122.2910-50.8907)1/3310-4 =1.878m/s因为Vt与Vrc相差不大，固可以认为粒子加速结束，进入降速干燥阶段，因此加速段的气流干燥管的高度为H=H1+H2+H3=0.0049+0.387+2.21=2.602m降速段中表面蒸发带气流干燥管高度计算在粒子降速运动段，气流干燥管直径采用扩大管0.1676m,物料含水量由0.20至0.0638均为表面蒸发带，下面分三段计算 A 物料湿含量由0.200.15区间物料干燥至0.15湿含量时空气温度t的计算得 t=98.46本段内各项物料性质 平均温度当温度t=98.46时，平均湿度当气体在时的各项物理参数 m3/kg，3，-5Pa/s (定性温度为)该段内气体与颗粒间的给热量的计算Q4=498.641.01(113.09-98.46)=7368.1kJ/h该段内的平均气速2）=6.96m/s粒子的沉降速度Vt=(4225171029.8122.2210-50.9201)1/3310-4 =1.876m/s粒子的速度 Vmd=Vgd-Vtd=5.08m/s1立方米的气流干燥管体积中粒子所具有的传热面积：A= D2 ）=1.69m2/m3因为在本段内Nu=2+0.54Ree0.5= 固h=(2+0.54Re0.5) /d=456.08 W/(Km) ha=456.081.69=0.771kW/(Km3)因为Q=haD2H4所以H4=1.757mB 物料湿含量由0.150.10区间物料干燥至0.10湿含量时空气温度t的计算得 t=84本段内各项物料性质 平均温度当温度t=84时，平均湿度当气体在时的各项物理参数 m3/kg，3，-5Pa/s (定性温度为) 该段内的平均气速2）=6.75m/s粒子的沉降速度Vt=(4225171029.8122.2210-50.9201)1/3310-4 =1.8665m/s粒子的速度 Vmd=Vgd-Vtd=4.883m/s1立方米的气流干燥管体积中粒子所具有的传热面积：A= D2 ）=1.759m2/m3因为在本段内Nu=2+0.54Ree0.5= 固h=(2+0.54Re0.5) /d=651.73 W/(Km) ha=456.081.69=1.146kW/(Km3)因为Q=haD2H4 所以H5=1.483mC 物料湿含量由0.100.0638区间物料干燥至0.0638湿含量时空气温度t的计算本段内各项物料性质 平均温度当温度t=66时，平均湿度当气体在时的各项物理参数 m3/kg，3，-5Pa/s (定性温度为)该段内的平均气速2）=6.50m/s粒子的沉降速度Vt=(4225171029.8122.08510-50.99)1/3310-4 =1.866m/s粒子的速度 Vmd=Vgd-Vtd=4.634m/s1立方米的气流干燥管体积中粒子所具有的传热面积：A= D2 ）=1.853m2/m3因为在本段内Nu=2+0.54Ree0.5= 固h=(2+0.54Re0.5) /d=361.14 W/(Km) ha=361.141.853=0.669kW/(Km3)因为Q=haD2H4所以H6=4.57m所以降速段的高度为 =7.81m所以干燥管的总高度为： H总=H+H=2.602+7.81 =10.412m第四章 气流干燥器附属设备选型41风机的选型 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。风机的安装方式为：送风式、后抽式、前送后抽式。选择风机时，根据所输送气体的性质（如清洁气、含尘气等）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要求的风压，参照风机样本选用合适的型号。干燥管压降的计算：A 加速段 摩擦力损失kg/m3 kg/m3 kg/m3固气比Kg为管内气流阻力系数（新焊接管k取1.3）m/s250/ 2/3+0.15Rs=54.66位头损失颗粒加入和加速所引起的压力损失 um22- um12)=6.84PaK为加料器系数，星型加料器和螺旋加料器K=1，um2为粒子加入终了时的速度，um1为粒子加入时的速度，一般取0。局部阻力损失此处选1200Pa则加速段的总压力损失为 B加速段的压降摩擦力损失kg/m3 kg/m3 kg/m3固气比Kg为管内气流阻力系数 （新焊接管k取1.3）m/s250/ 2/3+0.15Rs=70.08位头损失颗粒加入和加速所引起的压力损失 um22- um12)=2.4PaK为加料器系数，星型加料器和螺旋加料器K=1，um2为粒子加入终了时的速度，um1为粒子加入时的速度。局部阻力损失m2选90度的弯头，阻力系数为0.75，突然扩大的阻力损失系数为：则 所以=20.47Pa则加速段的总压力损失为则干燥管总的压力损失为 2370Pa根据经验，选取旋风分离器的压力损失为1000Pa,袋滤器的压力损失为500Pa,则干燥设备的总压力损失为4000Pa.所以风机的风压为4000Pa。设备所需风量m3/h考虑到风机的漏风损失，本工艺中取风机的漏风损失为20%所以所选风机的风量V=424.8680%=531.075 m3/h干燥器的附属设备中，风机的安装方式中，虽然选用前送后抽式的安装方式较好，可是在考虑到本设备的风压、风量均较小，如果选用前送后抽式的安装方式的话，在经济上不划算，所以，综合考虑，本干燥设备选用的风机安装方式选用送风式安装方式前送式安装方式的特点：风机安装在空气加热器前，整个系统在正压下操作。它要求系统的密封性良好，以避免粉尘飞入室内污染环境，恶化操作条件。本干燥系统选用的风机为NSR80型罗茨鼓风机。风管的内径选145mm42 供料器及卸料器的选择本生产工艺中：物料的进料量为75.69kg/h,湿物料的密度为kg/m3干燥产品的密度为kg/m3所以加料器的物料流量为：75.691546.47=0.049 m3/h卸料器的的物料流量为：621666.38=0.037 m3/h由于星形加料器具有结构简单、操作方便、物料颗粒几乎不受破碎的特点，而且体积小，安装方便，可用耐磨、耐腐蚀材料制造。通过对土酶素物性的了解，所以在本工艺流程中，采用弹性星形加料器。选用的星形加料器的规格为：规格mm最大生产能力m3/h最高转速r/min电动机功率kW有无搅拌针设备质量kg035201有5343 气固分离器的选择由于在本工艺流程中颗粒的平均粒径为0.3mm，且在后面还安装有袋式除尘器，所以在本工艺中选用旋风分离器作为气固分离器。旋风分离器的特点是结构简单、造价低廉、制作容易、管理方便、操作可靠、补集性能好。对于含尘量很高的气体同样可以直接分离，并且压力损失比较小。它不仅适合于干燥装置从废气中分离粉末，还普遍应用于干燥制品的风力输送中的物料分离。旋风分离器的效率视粉尘的性质、浓度、湿度及漏风大小而异，一般约为60%90%。旋风分离器的工作原理是利用含有粉末的空气流进入旋风除尘器后，形成回转运动，使气体中悬浮颗粒在离心力的作用下被抛向器壁并与器壁撞击而失去速度，然后在重力的作用下沿壁向下落入锥底灰斗，从出料口排出，净化后的气体则由中央排气管引出，从而达到除尘的目的。为了防止卸灰时漏风，影响除尘效率，所以在下部设有集灰斗，集灰斗下配有闪动阀或回转阀。在前面的风机风量的计算中可得知空气的流量为425 m3/h。由于土霉素为非纤维质粉尘，所以从经济和维修角度考虑，本工艺中，采用XLT/A型旋风分离器。本装置选用的旋风分离器的规格为型式旋风筒直径mm旋风组合情况(筒数)净化能力m3/h流体阻力,PaY()型XLT/A150单筒450100044 袋式除尘器的选型袋式除尘器是一种高效率的除尘器。这种除尘器利用多孔纤维材料对含尘气体进行过滤，使粉尘与气体分离，一般是用纤维材料做成圆筒形，所以也叫袖袋除尘器。在本工艺流程中，采用玻璃布袋除尘器。玻璃布袋除尘器的特点是：一般在正压或负压下工作，气流从上而下，通过气体可达250300。它的最大特点是结构简单、除尘效率高、维护工作量小。除尘室的上部为气流分配层，中间为玻璃布袋室，一般高度为26米。含尘气体鼓入布袋内，粉尘落入底部的集料槽。槽壁斜度不小于50度，壁上留有清扫孔。集料槽排灰口可安装螺旋输送机，定期排灰。除尘室允许含尘浓度可达15g/m3,排出口处气体流速可采用24m/s，流体阻力约为196192Pa。45 换热器的选型在本工艺中，要求将空气的温度加热到144，再进入加热器干燥。所以可以选用蒸汽作为加热介质（具体要求参见第二章中的介绍）。由于管壳式换热器具有适应性强、制造简单、易于维修以及生产成本低等优点，所以在本工艺中选用固定管壳式换热器，换热方式为逆流。在本工段中，预热器所需要供给的热量为 =60700kJ/h用水蒸气作介质,用管壳式换热器。总传热系数 k=28280, 取K=125用温度为170的水蒸气加热,蒸汽出口温度为160则 换热面积为m2由于设备型号及能量损耗问题，换热面积S取8.3 m2。根据上述参数，选择下列参数的固定管壳式换热器（内管径为）：公称直径DN/mm公称压力PN/MPa管程数n管子根数N中心排管数管程流通面积换热官长度/mm换热面积/m23256.4199110.017515008.3第五章 化工原理课程设计体会在本次课程设计中，我收获颇多，归纳总结起来主要有以下几点： 体会到了“磨刀不误砍柴工”的内涵。在课程设计刚开始的时候，由于时间紧迫，我为了赶时间，在为了解干燥器设计原理的前提下，就开始进行干燥管的设计计算，结果在中途的时候，我突然发现我公式用错了，结果前功尽弃。在6月25号晚上，我痛下决心，用了一个晚上的时间，啃完了干燥器的设计基础。然后第二天重新开始计算，结果意想不到的是我一天时间就把前四天都没有算完的参数都计算完了！而那一个晚上的工夫，为我接下来的工作起到了相当大的作用； 态度在一个人做一件事的成功与否上起到了相当大的作用。高智老师说，他如果想提高一个人的能力，短时间内就足够了，可是想改变一个人的态度却不是一朝一夕的事。可是纵观目前的情况，好多学生都直接拷上一届的模版，然后胡乱的改几个数据应付了事。高老师说现在的学生的能力是一届不如一届。也是，一个人即使他的能力再好，如果不学，一切都在等别人的成果，早晚会江郎才尽，俗话说，是机器也必须经常使用才不会生锈，也是这个道理吧。 在本次课程设计中，我明白了一个道理，那就是好的东西不一定适用。就举个例子吧，在我对干燥器的附属设备中的风机进行选型的时候，由于“前送后抽”式的安装方式好，我就选用了“前送后抽”式的安装方式，用了两台风机，可是我却没有考虑到我的设备风量只有530m3/h左右，风压为只有4000Pa。老师您看后说选用两台风机，在设备的投资上浪费了，在设备的利用上，无法将设备充分利用，作为一个商家，一个企业是不会做这种傻事的。从这件小事中我感到自己实践经验的不足。在后来我经过综合考虑，我选用了“送风式”的安装方式。所以，好的东西不一定适用，不要盲目的跟从，要学会自己有主见，要结合实际。 做事要听取别人的经验，但也要有自己的主见。鲁迅曾对“拿来