卧式多室流化床干燥器

1、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： 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

2、 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 s=1730kg/m3；堆积密度 b=800kg/m3；绝干物料比热 Cs=1.47kJ/（kg ） ； 颗粒平均直径 dm=0.14； 临界湿含量 Xc=0.013 （kg/kg 绝干料）；平衡湿含量 X*=0。2物料静床层高度 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

3、程说明 4（ 三 ） 、干燥过程的计算 43.1 主体设备的工艺设计计算 43.1.1 物料衡算 43.1.2 空气和物料出口温度的确定 53.1.3 干燥器的热量衡算 53.1.4 预热器的热负荷和加热蒸汽消耗量 63.2 干燥器的设计 73.2.1 流化速度的确定 73.2.2 流化床层底面积的计算 83.2.3 干燥器的宽度和长度 93.2.4 干燥器高度 93.2.5 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 185.1.1. 干燥器年总费用

4、 G 185.1.2 干燥设备投资折旧费用GD 185.1.3 空气年预热费用 Gh 195.1.4 风机年运转费用 195.2 .1干燥器优化设计工艺分析 205.2.2 风机风量 205.2.3 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 24（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 3100h。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

5、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

6、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

7、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) 2= =0.0003998Gc=G2(1-2)=3100( 1-0.0003998 )=3098.76 绝干料/hW=G(X1X2)=3098.76(0.041-0.0004)=125.8kg/hH1=H0= = =0.00988kg/kg 绝干气3.1.2 空气和物料出口温度的确定空气的出口温度 t2 应比出口处湿球温度高出 13，即T2=

8、43物料离开干燥器的温度 2 的计算，即t2 1t2tw2rtw(2 X 2-X )-c(s t2-t w2)* rtw2 (XC X* ) X 2-X )CS (t2 tw2) X C-X *rtw2 (XC X* ) cs(t2 tw2)1由水蒸气查表得 rtw 2=2423将有关数据代入上式，即解得： 2=423.1.3 干燥器的热量衡算干燥器中不补充热量， QD 0 ，因而可用下式进行衡算，即Q QP Q1 Q2 Q3 QL 式中 :Q3=W(2490+1.88t2)=125.8(2490+1.88 43)=323436.5KJ/hQ2=Gcm2( 2 1)=G(cs+4.187X2)

9、( 2 1)= 3098.76(1.47+4.187 0.0004) (42-30 )=54941.4KJ/hQ1=L(1.01+1.88H0)(t2-t0)=L(1.10+1.88 0.0099) ( 43-25)=18.51LQp=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 Q2 Q3 的 15%，QL=0.15(Q2+Q3)=56756.7KJ/h将上面各值代入式 Q QP Q1 Q2 Q3 QL 中，便可解得空气耗用量，即56.57L=18.51L+54941.4+323436.5+56

10、756.7解得： L=11433.7kg 绝干气/h由式 L W 求的空气离开干燥器的湿度 H2，即H2 H1H2=0.021 水/ 绝干气3.1.4 预热器的热负荷和加热蒸汽消耗量=11433.7QP=L(1.01+1.88H0)(t1-t0)(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 TS 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) =355.84h=干燥器的热效率为=0.333.2 干燥器

11、的设计3.2.1 流化速度的确定1. 临界流化速度 umf 的计算o在 80 C下空气的有关参数为密度 =1/m3，黏度 =2.11 10-5Pa.s ，导热 系数 =3.04710-2W/m. 。Ar= 0.00014 (1730-1) 19.81)/(0.0211)2=104.54取球形颗粒床层在临界流化点 MF=0.4。由 MF和 Ar数值查图 6-101 得。-6Lymf=5 10-6临界流化速度计算：Umf= =0.0121m/s2. 颗粒带出速度 ut由 1 及 Ar 值查图得 Lyt=0.55带出速度计算：Ut= = =0.582m/s3. 操作流化速度 u 取操作流化速度为 0

12、.7ut ，即 u=0.7 0.582=0.4073m/s3.2.2 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(1.01 1.88H 0)L aZ 0(1.01 1.88H 0)LA1(t1tw1) 1 Gc(X1 X 2)rtw式中有关参数计算如下：取静止床层厚度 Z0=0.15m，干空气的质量流速取为 uL=u=1.0 0.4073=0.4073 =6 (1-0.4)/0.00014=25714.3m2/m3Re=0.000140.4073 1/0.0211=2.702流化床的对流传热系数 =4=0.004(0.03047/0.00014)= 3.867 W/ 流化床

13、层的体积传热系数=a= 99443.04W/ ，即2.7021.5 dm值从图中查得。由于 dm=0.14 0.9 ，所得 a 值应予以校正，由 C=0.1 a=0.199443.04=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 aZ 0(1.01 1.88H 0)LA 2 t11ln 1Gccm2t12式中 Cm2=cs+4.187X2= 1.47kJln=0.2769944.304 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

14、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：= =0.189 h3.2.4 干燥器高度1. 浓度相高度 Z1计算，得Z1 Z01 01而 由下式计算，前已算出，Re2.09995 ， Ar 75.657于是由=0.861Z1=Z00.15 =0.432m分离段高度 Z2De= 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 3.5m3.2.5 干燥器结构设计1. 布气装置采用单层多孔

15、布气板，且取分布板压强降为床层压强降的 15% ，则 Pd=0.15Pb=0.15Z0(1-0)( s- )g=0.150.15 (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：VSL(0.7721.244H 0) t 27327351.013 105P=11433.7/3600 (0.772+1.244 0.00988)/s选取筛孔直径 d0 1.5mm , 则筛孔总数为：= = =120509.67分布板的实际开孔率为： = = 0.044即在分布板上筛孔按等边三角形布置，孔心距为：=0.00684m

16、m2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 3050mm（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 hRet= = =3.86=将 u 及 umf 代入上式，解得 Ev=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、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

17、口体积流量 V1 为V1L(0.772 1.224 H 0) t0 273 101273 P9788.52压头 HT为g (p2p1)(u2u1 ) gHf1 2HT (z2 z1)上式中 z2 z1可忽略， p2 p1， u1 u 2 ，所以上式可简化为HTgHf1 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 HT 7000Pa根据所需风量 V1=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 8588-11

18、883 m3/h全风压 9698-8615 pa轴功率 45kw2排风机同理可得到物料出干燥塔的温度下的体积流量 V2V2L(0.7721.224H 2)t 2 273273101P= 10560.93 m 3/h根据所需风量 V1=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、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）

19、、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，

20、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

21、/ =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 554 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 Y801 4/0.55转速 24r/ min 工作温度 80o C三、除尘设备由于对于粒径小于 5 m 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

22、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6212-213 页知，对于脉冲袋滤器式中 ：F 所需过滤面积， m2；3Q 含尘气体处理量， m3 / min ； u 过滤风速， m/ min对于脉冲振打 u 3.0 4.0m / min 180.0 240.0m /

23、h取风速 u=200m/h 已知含尘气体处理量 Q=V2=10560.93m3/h故 F=10560.93/200=52.8查表后选用 MC-72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

24、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 TS 143.4 。空气平 均温度 T=t 0+t 1=(25+80)/2=52.5 , 此时空气密度 =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22件的散热面积 Aa 28.59m ，通风净截面积 A f 0.45m ，受风面积62A

25、s AB 717.5 1001 10 6 0.72m2 确定空气从 43升至 80 所需热量Q=V1CP(t 1-t 0)=9788.52 1.0871.02 ( 80-25 )=595447.76KJ/h实际风速： u= = =3.786m/s空气的质量流速：ur =u =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/m2.h. 传热温差 tm ：tm= 88.056 所需传热面积 Ac ：AC=50.28m2所需单元排管数 n：n= = =1.76实际选取 2 组，总传热面积

26、 A=2 28.59=85.77m2性能校核迎面风速 U s= = =3.78m/s2.5m/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=31.76u r=31.766.57=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

27、 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m3/min 吸入状态过滤精度 um/效 率%消耗功率 W电源 AC1801/99.96100220V反吹气量 m3/min结构形式初阻损 Pa反吹气压 MPa0.1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：V1

28、=9788.52m3/h4d2u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=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：o3 已知饱和蒸汽为 400kPa，温度为 143.4oC ，查表知2.1618kg / m3，流量Wh=355.84kg/hd= = =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

29、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3水 923.006kg / m ，冷凝水在管道中适宜流速为 0.08 0.15m/ s取 u 0.15m / sd= = =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=Gd+Gh+Gp式中：G总费用，

30、万元 / 年；GD 干燥设备投资折旧费，万元 / 年； Gh空气预热费，万元 / 年； GP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 GD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：CG D a M b V C FC Y式中：3V 干燥器体积， m3 ；FC 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 0.20.4 ，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

31、可取 4555， c为 指数，一般可取 11.5， FC 为设备折旧率，一般取 0.080.125, 即干燥器使用 年限一般为 812 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 Gh 为：Gh=LTh(1.01+1.88 Ho) (t 1-t 0) 8.12 10-6式中：Th年工作时间， h ；5.1.4 风机年运

32、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 :GP=0.00004QhsTh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：GP=0.00004(QhsQhp) Th式中s ， Qhp 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 Qhs， Qhp ；饱和 水蒸气的用量 Wh ；干燥器体积 V 。而这三个变

33、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， Qhs ， Qhp ， Wh ， 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（t0 ，H0），而排风机安装于干燥器之后，其湿空气状态为（ t2， H 2 ），所以送 风量和排风量分别为：Qhs L （0.773 1.224 H 0）（273 t0）/ 273Qhp L （0.773 1.224 H 2）（273 t2）/ 2735.2

34、.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 tm。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 tw ，水分含量由 X1（初始湿 含量）降为 XC （临界湿含量），干燥介质温度由 t1降到 tt ，物料和热量衡算 为：Q1=G(X 1-X

35、o) rt1+(Cs+4.187X1)( Tw 1-1)=LCs（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 tw升到 2 ，含水量由 X0降到 X2(最终含水量)，干 燥介质温度由 tt到t2 ，物料和热量衡算关系为：Q2=G (X 0-X2) rtm+ (Cs+4.187 X2) ( 2-Tw1)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( t1，tt，t2 )，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 t1， t2 ：带入Q a V t

36、 ，得到V1，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6 (V1 V2) 。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=43六）、设计一览表数据名称符号数值单位物料（ PVC）初始湿含量X10.041水绝干料终态湿含量X20.0004水绝干料临界湿含量X00.013水绝干料平衡湿含量X*0水绝干料进口温度130oC颗粒密度s1730kg/m3堆积密度b800kg/m3绝干物料比热Cs1.47kJ /(kg K)颗粒平均直径dm0.14mm静床层高度z00.15m干燥介质（空气）进干燥器温度t180oC干燥器操作压力p常压 (400)KPa热损失15%热源（饱和水蒸气）压力ps400kpa生产能力G23100kg / h二）卧式多室流化床干燥器计算结果数据名称符号数值单位生产能力G23100kg / h物料温度入口130oC出口242oC空气温度入口t180oC出口t243oC空气用量L11433.7kg绝 干气体 /