卧式流化床干燥器的设计

1、轻化101王静05化工干燥过程课程设计说明书设计题目：设计卧式流化床干燥器设计者：王静班级：轻化101班学号：201000524105日期:2013年1月2号至3013年1月17号指导教师：郑瑾设计成绩： 设计任务书设计任务：年处理 2.232 万吨某颗粒状物料。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。将其含水量从（0.04+0.001x）干燥至（0.0003+y）（以上均为干基），生产能力（以干燥产品计）（3000+z）/h。（说明：x为学号的后两位；x为奇数时y取0.0001，为偶数时取0.0002；轻化101班z值取100,102班z值取150,103班z值取200）

2、。操作条件：从气流干燥器来的细颗粒状物料，初始含水量为0.045，要求在卧式多室流化床干燥器中干燥至 0.0004（以上均为干基）。已知参数如下：被干燥物料颗粒密度 1730kg/m堆积密度 800 kg/m干物料比热容 1.47kJ/kgK平衡湿含量 近似取为 0临界湿含量 0.013KJ水/Kg绝干料（干基）颗粒平均粒径 0.14 mm进口温度 30在干燥系统要求收率99.5%（回收5m以上颗粒）干燥介质湿空气进预热器温度t0 25初始湿度 0.02 kg水/kg干空气进干燥器温度t1 80加热介质饱和水蒸气，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

3、、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主体设备工艺条件图一张目录化工干燥过程课程设计说明书1设计任务书1设计方案简介31.工艺流程图及说明51.1.1 主体设备的设计51.1.2 辅助设备的选择51.2干燥过程的流程说明62 优化设计72.1.优化分析72.1.1.干燥器年总费用72.1.2干燥设备投资折旧费用Gd82.1.3 空气年预热费用82.1.4风机年运转费用82.1.5 燥器年散热损失费92.2 干燥器优化设计工艺分析92.2.1 风机风量92.2.2 干燥器体积的计算92.2.3 干燥器的物料和热量衡算102.2.4 预热器热负荷及加热蒸汽消耗量112.2.5

4、 总对数平均推动力的计算123 干燥过程的计算143.1主体设备的工艺设计计算143.1.1 物料衡算143.1.2 干燥器的热量衡算153.1.3预热器的热负荷和加热蒸汽消耗量153.2 干燥器的设计163.2.1 流化速度的确定163.2.2 流化床层底面积的计算173.2.3 干燥器的宽度和长度183.2.4 干燥器高度183.2.5 干燥器结构设计193.3辅助设备选型203.3.1 送风机和排风机203.3.2 换热器223.3.3 气固分离器233.3.4 供料器253.3.5除尘设备263.3.6管路计算及管道选择264设计一览表275对本设计的评价286.附图（带控制点的工艺流

5、程图、主题设备条件图）287参考文献；288主要符号说明28设计方案简介对于散装状物料的干燥，流态化干燥技术的应用更为广泛，其中又以流化床干燥器的发展更为迅速。1.通常对干燥器的主要要求为：能保障干燥产品的质量要求，如含水量、强度、形状等；干燥速率快、干燥时间短，以减少干燥器的尺寸、降低能耗、提高热效率，同时还应考虑干燥器的辅助设备的规格和成本，既经济要好；操作控制方便，劳动条件好。2.流化床干燥器的特性：物料在干燥其中停留时间可自由调节，因此可以得到含水量很低的产品；结构简单，造价低，活动部件少，操作维修方便；适用于处理30m-6的粉粒状物料。3.流化床干燥器流程待干燥的颗粒物料放置在分布板

6、上，热空气由多孔板的底部送入，均匀的分布并与物料接触。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滚，彼此碰撞混合，气固间进行传热和传质，气体温度下降，湿度增加，物料含水量减少，被干燥。最终在干燥底部得到干燥产品，热气体由干燥器排除，经旋风分离器分出细小颗粒后放出。对于干燥要求较高或需要干燥时间较长的物料，一般采用多层流化床干燥器。本实验就是采用多层。物料有上部加入，由第一层溢流管流到第二层溢流管，然后由物料出口排出。热气体偶干燥器底部送入，向上依次经过第二层及第一层的分布板，与物料接触后的废气由气顶排出。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。4.流化床

7、干燥器的设计干燥器的设计是在设备选型和确定工艺条件的基础上，进行设备工艺尺寸计算及其结构设计。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。4.1以下为设计步骤：确定方案设计（包括干燥方法及干燥结构形式的选则、干燥装置流程及操作条件的确定）干燥主题设计（包括工艺设计、设备尺寸设计）辅助设备的计算与选型4.2流化床干燥条件的确定1） 干燥介质的选择。本设计以提供饱和水蒸汽为热源。2） 流动方式的选择。本设计选用逆流。3） 干燥介质进入干燥器的温度4） 干燥介质离开干燥器是的温度T25） 物料离开干燥器

8、是的温度25.优化分析增大干燥介质离开干燥的的相对湿度，可以减少空气的消耗量，即可以减低操作费用；但2增大，干燥介质中水汽的分压增大，使干燥过程的平均推动力下降，为了保持相同的干燥能力，就需要增大干燥器的尺寸，加加大了投资费用，所以需要经济衡算类确定2。干燥介质离开干燥器的温度T2与2应综合考虑。若提高T2，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的后面的设备和管路中析出水滴，破坏了干燥的正常操作。综上所述，我们要在设备满足要求的基础上追求更加经济的设计。6.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

9、、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，产品的几何形状、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、物料尺寸与几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。1.工艺流程图及说明 1.1.1 主体设备的设计本次设计任务是：年处理量为2.232万吨某颗粒状物料的干燥。从气流干

10、燥器来的细颗粒物料，初始含水量为0.045，要求在卧式多室流化床干燥器中干燥至0.0004。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效益！ 1.1.2 辅助设备的选择流化干燥的辅助设备主要包括风机、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

11、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，物料颗粒几乎不受破

12、碎，对高达300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。1.2干燥过程的流程说明根据任务，采用卧式多室流 化床干燥装置系统，其简化流程图如下图1所示。来自气流干燥器的颗粒物料用星形加料器加到干燥器的第一室，依次经过各室后，与55.6下离开干燥器。湿空气由送风机送到翅片形空气加热器，升温到80后进入干燥器，经过与悬浮物料接触进行传热传质后

13、温度降到63.5。废弃经旋风分离器净化后由抽风机拍出至大气。空气加热器以392.4KPa的饱和水蒸气作热载体。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。2 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2050oC，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

14、；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。2.1.优化分析2.1.1.干燥器年总费用以球形颗粒和空气为例建立干燥器优化设计的数学模型。采用卧式多室流化床干燥器。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，总费用为：Gd干燥设备投资折旧费，万元/年；Gh空气年预热费用，

15、万元/年；Gp风机年运转费用，万元/年；Gl干燥器年散热费用，万元/年；2.1.2干燥设备投资折旧费用Gd干燥设备投资折旧费用包括干燥器，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：式中： 干燥器体积，；设备年折旧率，；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，服务水平等不同而不同，一般可取0.20.4，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，为经验系数，一般可取4555，为指数，一般可取11.5，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

16、积的函数。2.1.3 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：Gh=LThCh（T1-T0）GairTh：年工作时间；Gair=0.00000812；2.1.4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，其年运转费用:Gp=0.00004（V1+V2）Th 0.00004：经验比例系数；Th：年工作时间；2.1.5 燥器年散热损失费GL=QL W Th Gair2.2

17、 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，；饱和水蒸气的用量；干燥器体积。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，是可以通过工艺衡算得到。2.2.1 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（，），而排风机安装于干燥器之后，其湿空气状态为（，），所以送风量和排风量分别为：2.2.2 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

18、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。要求得干燥器的体积，必须求的干燥过程的传热量，体积给热系数以及对数平均推动力。下面分别叙述：2.2.3 干燥器的物料和热量衡算如图,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。对如图所示干燥装置作热量

19、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 =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 。2.2.4 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为：用饱和水蒸气加热，自定饱和水蒸气的饱和蒸汽压，确定饱和蒸汽的温度为 ，冷凝热 。取热损失为有效传热量的15%，则有；即蒸汽消耗量为：2.2.5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之

20、间，其值和雷诺数，干燥介质的物理化学性质及干燥器的结构有关。推荐公式如下：式中： 静止时床层的比表面积，；静止床层的空隙率；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1。为空气的密度，流化床的对流传数， 流化床层的体积传热系数或热容量系数，由于， 对 校正（）得:。2.2.5 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和有较大的差别，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0.4的静止床层内，且其过程分为两个部分，一，恒

21、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升到，水分含量由（初始湿含量）降为（临界湿含量），干燥介质温度由降到，物料和热量衡算为：QC1=G（(X1-Xc)Rtw1)+（Cs+4.187X1）（Tw1-1） =LCg(T1-T2)（干燥介质在恒速阶段释放的热量）；第二阶段：湿物料温度由升到，含水量由降到（最终含水量），干燥介质温度由到，物料和热量衡算关系为：QC2=G（(Xc-X2)Rtm)+（Cs+4.187X2）（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

22、到不同阶段的温度（，），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，：带入，得到，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。 由附录的程序可以算出从空气出口温度59.8度到88.8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70.8度时为最优状态。结果如下：设备折旧费Gd=54.165万元 ,空气预热费Gh=11.748万元 ,风机运转费Gp=1.86 万元总费用最少值J=67.796万元 最佳出口温度T2=63.5相应的费用-温度图如下：3 干燥过程的计算3.1主体设备的工艺设计计算3.1.1

23、物料衡算W=G(X1-X2)=L(H2-H1)则每蒸发1kg水分所消耗的绝干空气量可表示为：所以 G=G2(1-2)=3100（0.996）=3098.76绝干料/h W=G(X1X2)=3098.76(0.045-0.0004)=138.20kg/h H1=H0=0.002 （a）2) 空气和物料出口温度的确定空气的出口温度T2应比出口湿球温度Tw1高出2050oC(这里取31oC）。由T1=80及H1=0.02查湿度图化工原理下册图12.5）()得Tw1=32.5,近视取Tw1=Tw2，于是 T2=31+Tw1=32.5+31=63.5物料离开干燥器的温度可由下式计算，即代入相关数据得解之

24、得 2=55.59 3.1.2 干燥器的热量衡算因为在本设计中的干燥器没有补充热量，于是 （b）且式中 Q1=W（2490+1.88T2）=138.20（2490+1.88*63.5） =99.950 KW Q2=Gcm2(21) =G(cs+4.187X2)( 21) =3098.76（1.47+4.187*0.0005）（55.59-30） =33.4268 KWQ3=L（1.01+1.88H0）（T2-T0） =L（1.01+1.88*0.02）（63.5-25） =0.01120L KW Qp=L(1.01+1.88H0)(T1-T0) =L（1.01+1.88*0.02）（80-25

25、） =0.016005L KW取干燥器的热损失为有效热损失的，即 QL=0.15(Q1+Q2)=0.15*(99.950+33.4268)=15.8565 KW将上述各值代入式（b），便可得空气消耗量L=31705.4Kg绝干气/h。有式（a）可得空气离开干燥器的湿度H2=0.02435Kg水/Kg/绝干气3.1.3预热器的热负荷和加热蒸汽消耗量QP=L(1.01+1.88H0)（T1-T0） =31705.4（1.01+1.88*0.02）（80-25） =507.44 KW 由水蒸气差查表得329.4KPa水蒸气温度Ts=142.9，冷凝潜热r=2140KJ/Kg。取预热器的热损失为有效传

26、热量的15%，则水蒸气的消耗量为W=1004.29Kg/h干燥器的热效率为:h= =19.73.2 干燥器的设计3.2.1 流化速度的确定 1临界流化速度umf的计算在80下空气的有关参数为，粘度，导热系数。物料的颗粒密度，堆积密度，颗粒平均直径。则Ar=104.54对均匀球形颗粒的流化床，开始流化的孔隙率，取该值为临界流化点，即。由图（化工原理课程设计中图610）可得。于是临界流化速度为Umf=0.01024m/s颗粒带出速度ut颗粒被带出池，空床的空隙率。根据，由图（化工原理课程设计中图610）可得带入计算相同的式子计算，可得Ut=0.615132操作流化速度取操作流化速度为0.7，即 3

27、.2.2 流化床层底面积的计算1干燥第一阶段所需面积A1相关数据如下：物料静床层高度 干空气的质量流速 静床层的比表面积 =25714.28571 m2/m3 雷诺数 Re=dmu/=2.857流化床的对流传热系数=4=4.204 W/m3 流化床层的体积传热系数 =a= 108105.99 W/m3由于=0.14mm0.9mm，所以值应该予以校正，从图（化工原理课程设计中图611）中可查得C=0.1。所以体积传热系数 面积A1的计算式为 （c）将上述数据带入（c），即 解之得 2物料升温阶段所需面积A2 产品比热容 :Cm2=cs+4.187X2=1.472 kJ面积A2的计算式为 （式4）

28、带入数据得解之得 A2=2.0148 3.床层总的底面积为：A=A1+A2=4.3+2= 6.3 3.2.3 干燥器的宽度和长度我们取干燥器的长度L=2.5m，宽度b=2.56m，则流化床的实际底面积为6.3。沿长度方向在床层内设置4个横向分隔板，板间距0.5m。4)物料在床层中的停留时间为 = 0.2h 3.2.4 干燥器高度流化床的总高度分为浓相区和稀相区高度。流化床一下的区域成为浓相区，界面以上的区域成为稀相区。（1）浓相段高度Z1由=0.8717可得Z1=Z00.7015 m（2）分离段高度Z2对于非圆柱形设备，用当量直径De代替D。由u=0.43059及De=0.8366m，查图从图

29、（化工原理课程设计中图612）可得：（3）干燥器高度为了减少气流对固体颗粒的带出量，取分布板以上的中高度为3m。3.2.5 干燥器结构设计在结构设计中主要讨论布气装置、隔板、溢流堰的设计。1 布气装置布气板采用单层多孔板分布板，且取分布板的压力降为床层压力降的15。布气装置包括分布板和预分布器两部分。其作用除了支撑固体颗粒、防止漏料以及使气体均匀分布外，还有分散气流使其在分布板上产生较小气泡的作用，以造成良好的起始流化条件与抑制聚式流化床的不稳定性。则 =228.980Pa其中 分布板压强降； 床层压强降再取分布板的阻力系数，则筛孔气速为 u0 =(2Pd/)1/2 =15.13m/s干燥介质

30、的体积流量为 =9.0747m3/s选取筛孔直径d0=1.5，则总筛孔数为 n0=339372.6个分布板的实际开孔率为=A0A=0.09370在分布板上筛孔按等边三角形，孔中心距为 t= = 4.66498 mm取4.7mm2 隔板（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20-40mm(可调)，提供室内物料通路。分隔板有5mm厚钢板制造。3溢流堰高度h 物料出口通常采用溢流方式。溢流堰的高度计算如下。Ret=4.08解之得 EV=6.6597 = 代入相关数据得 通过试差法解得 h=0.88m3.3辅助设备选型3.3.1 送风机和排风机 按气体的出口压力或者进、出口压

31、强比将其分为通风机、鼓风机、压缩机和真空泵。1送风机 =27579m3/h压头HT为 上式中可忽略，所以上式可简化为 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 20000Pa。为前半段提供动力的风机取HT Pa已知标准状况下空气密度=1.293kg/m3 空气进口密度=1 /m3标准状况下体积流量:V1=27579.0511.239=21329.51m3/s标准状况下风压：,根据所需风量和风压，从风机样本中查得高压8-18-101离心通风机满足要求。该风机性能如下: 风量 60050000m3/h全风压 343216671Pa 轴功率 1.7410

32、Kw2排风机 同理可得到物料出干燥塔的温度下的体积流量V2 = 31142.12 m3/h HT7500Pa 根据V2和Ht故我们选择的8-18-101离心通风机。该风机性能如下 风量 60050000m3/h全风压 343216671Pa 轴功率 1.7410Kw3.3.2 换热器用来加热干燥介质的换热器称为空气加热器。本设计采用饱和水蒸汽作为加热介质。常见的加热器有两种形式，一种是SRZ；另一种是SRL。这两种结构形式的热媒都在管子内流动，通过管子的外表面加热空气，由于空气的换热系数要比管内侧热媒的换热系数低得多，所以管外侧都加热成翅片，用以提高管外的湍流程度以及增加单位管长的换热面积，提

33、高性能。 以下是经过优化后的计算。空气的平均温度T=25+802=52.5，此时空气的密度=1.085kg/m参考干燥设备设计手册810页，根据其中蒸汽加热性能选择规则表初选型号表选择型号SRZ22X10D,单元组散热面积Aa=81.27；通风净截面积Af=1.226；受风面积As=1.75；确定空气从25升到80所需热量：Q=V1Cp（T1-T2）实际风速: =空气质量流速：r=u=6.248651.085=6.7798根据所查公式求排管的传热系数K：K=51.5（r）0.510=51.5（6.7798）0.510=136.6871KJ/h传热温差tm：tm所需传热面积A：Ac= 所需单元排

34、管数n：实际选组1,总传热面积A=81.27性能校核面风速 Us= 2.5 Us=4.37761055含尘浓度/（g/m3）4.0-5.00.51.7-200阻力系数5.0-5.54.8-5.87-8由表（化工原理课程设计1176页）中可知，型旋风分离器除尘粒度不满足设计任务的要求，因此不能选择；型旋风分离器虽满足粒度要求但其阻力系数偏大，综合考虑后选择型旋风分离器作为干燥系统中的气固分离设备。空气的体积流量 1=31142.12（m3/h）综上：本次设计所选气固分离器为型旋风分离器，进口气速为时气体处理量为,进口气速为时气体处理量为, 进口气速为时气体处理量为, 标准切线进口，旋风分离器各部

35、分尺寸如下(干燥装置设计手册2313页）：圆柱体直径D 940mm圆柱体高度L1 D圆锥体高度L2 1.8D进口宽度b 0.2D进口高度a 0.4D排气管直径d 0.3D排气管深度l 0.8D旋风分离器简图3.3.4 供料器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。常用的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，对高大300oC的高温物料也能使用，体积小，使用范围广，但在

36、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PVC，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，且硬度和刚性都较高。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。另外我们较高硬度和刚性的PVC对设备存在磨损，如果再加上空气流的喷射作用，磨损将会更

37、大，故不能选用喷射式供料器。综上我们选用星形供料装置n:转速；：填充系数0.6 物料供料量V=27579.05800=4.09235(m3/h)星型阀每转体积V=3.444739(L/r)参考干燥设备设计手册860页，选择CLD-HX-6型星型加料器，该加料器主要参数如下： 每转体积6L/r转速：33（r/min）工作温度：=80电动机功率：0.6kw电动机转速：1380（r/min）3.3.5除尘设备根据所需过滤面积选择型号：A=V60nun:转速；u：过滤风速；则A=V260nu=31142600.5=17.3011综上选择MC-36-脉冲袋式除尘器3.3.6管路计算及管道选择空气流动适宜

38、流速为1520m/s取流速u=20m/s；计算空气入口管路管径：V1=27579.05m/h故=0.698 m=700mm选用700mm管路管径，材质为不锈钢，壁厚3mm。计算空气出口管路管径：V2=31142m/h=0.742m=750mm选用750mm管路管径，材质为不锈钢，壁厚3mm， 饱和蒸汽在管路中适宜流速为2030m/s取流速u=30m/s。计算饱和蒸汽管路管径：0.0747m=80mm查表知选取无缝钢管为输送管道外径为80mm，壁厚3.5mm，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142.9，查表知其密度=418.8kg/m，冷凝水在管道中适宜流速为0.080.15m/s取u=0.15m/s =45.6mm 查表知选取有缝钢管为输送管道，外径为50mm，壁厚为3.5mm，材质为碳钢。4设计一览表项目符号计算数据单位处理湿物料量3273.88物料温度入口30出口55.59空气温度入口25出口80气体用量31705.37kg绝干气/h热效率19.7%流化速度0.43059床层底面积第一阶段4.3775加热段2.0148设备尺寸长2.5宽2.56高3.0布气板型号单层多孔布气板孔径1.5孔速15.132孔数339372.6274个开孔率937%分隔