臥式多室流化床干燥

1、摘要:在化學工業(yè)中，為了滿足生產工藝中對物料含水率的要求或便于儲存、運輸，常常 需要用到干燥過程。本次化工原理課程設計的任務是設計一種臥式多室流化床干燥器，將顆粒狀物料的含水量從5%降至0.08%，生產能力為1.1萬t/年。來自氣流干燥器的顆粒狀物料用星形加料器加入干燥器的第一室，再經過其余的四個室，在63.87下離開干燥器。濕度為0.02的空氣經翅片換熱器（熱載體為400kPa飽和水蒸氣）加熱至105后進入干燥器，經過與懸浮物料接觸進行傳質傳熱后，濕度增加到0.0281，溫度降至74.8。最后將尾氣通過旋風分離器和袋濾器，以提高產品的收率。流程中采用前送后抽式供氣系統(tǒng)，維持干燥器在略微負壓下

2、工作。通過查閱資料和選用公式設計，干燥器較好的設計結果為：床層底面積3.5m2，長度與寬度分別取2.5m和1.4m，高度2.5m，隔板間距0.5m，物料出口堰高0.389m。分布板開孔率7.985%，總篩孔數(shù)152214個，孔心距5.151mm。此外，還確定了合適的送風機、排風機、旋風分離器、袋濾器、換熱器和空氣過濾器等附屬設備及型號。關鍵詞：干燥；臥式多室流化床；顆粒狀物料；熱載體Abstract: In Chemical industry, the process of drying is usually required in order to meet the demand of th

3、e rate of water content of material as well as the storage and transportation. The task in the course of Design for the Course of Principles of Chemical Engineering was to fulfill designing a drying equipment of multi-compartment fluidized dryer, which could handle 13,000-ton granular materials a ye

4、ar with water content 3% to an extent of water content of 0.02%. Solids coming from gas-dryer were injected to the first compartment with a star-like feeder, which then past other three compartments one by one and left at 68.5. Air, which heated to 105 by a fin type heat exchanger (heat carrier, 400

5、kPa moist steam), exchanged heat and mass with granular materials in fluidized bed and discharged from dust collector as clean gas, with humidity increased from 0.02 to 0.05 and temperature decreased from 105 to 70.8. Blowing fan and exhaust fan were used together in the process flow to keep dryer w

6、orking under little subatmospheric pressure. After resourcing and calculating, the optimum parameters of multi-compartment fluidized dryer determined in our design work were as follows: fluidized bed area 3m2 with 2.5m in length and 1.2m in width, compartment height 2.3m, distance between division p

7、late 0.5m, weir height for dry product discharge 0.3m, opening ratio 7% in distributor plate with total number of holes 116257 and hole distance 5.5 mm. Furthermore, model number of other accessory equipments such as blowing fan, exhaust fan, cyclone, bag filter, heat exchange and air filter were al

8、so chosen to meet drying requirements.Keywords：drying; multi-compartment fluidized bed; solid material; heat carrier1干燥過程的設計方案及流程說明1.1干燥過程的設計方案（流程圖）1.1.1主體設備的設計本次設計任務是：年處理量為1.1萬噸某顆粒狀物料的干燥。從氣流干燥器來的細顆粒物料，初始含水量為5%，要求在臥式多室流化床干燥器中干燥至0.08%。根據(jù)設計任務及操作條件，首先要物料及熱量衡算，并確定出空氣和物料出口溫度。在干燥器的設計過程中，依次根據(jù)條件與已知量求出流化速度和流

9、化床層底面積，以及干燥器的寬度、長度和高度，最后是干燥器結構設計，包括布氣裝置，分隔板，及物料出口堰高的計算。進而確定臥式多室流化床干燥器主體設備的結構及尺寸，臥式的選擇，從高度方面大大節(jié)省了設備的成本，從經濟上帶來了一定的效益！1.1.2 輔助設備的選擇流化干燥的附屬設備主要包括風機、空氣加熱器、氣固分離器及供料器，這些設備的合理選擇對干燥具有重要的作用。對于風機的選擇首先根據(jù)所輸送氣體的性質（如清潔器，含塵器）與風壓范圍，確定風機的材質和類型，然后根據(jù)計算的風量和系統(tǒng)所需要的風壓，參照風機樣本選用合適的型號。因為其選擇要同時滿足全風壓和所需風量兩者的條件，但由于參照樣本中沒有合理的風機可供

10、選擇，故可選擇風壓稍大的機型以滿足條件。對于空氣加熱器的選擇，螺旋式翅片管加熱器即可，該種加熱器在光滑管外加上了翅片，增大了空氣側的傳熱面積，從而提高了傳熱效果。至于供料器，選擇的是星型供料器，該供料器是應用最廣泛的供料器之一。其操作原理是：電動機通過減速器帶動星型葉輪轉動，物料進入葉片之間的空隙中，借助葉輪旋轉由下方排到受料系統(tǒng)，其結構簡單，操作方便，物料顆粒幾乎不受破碎，對高達300高溫物料也能使用，體積小，安裝簡便，可用耐磨、耐腐蝕材料制造，適用范圍很廣，但其結構不能保持完全的氣密性，對含濕量高以及有粘附性物料不宜采用。最后，是氣固分離器的選擇，選擇的是旋風分離器，選型時，根據(jù)含塵器的處

11、理量和允許壓強降，定出合適的入口氣速，由此確定入口管截面積，然后按結構比例關系確定其他尺寸。本次設計所選的旋風分離器的型號是：XLT/B-9.4。1.2干燥過程的流程說明首先，利用鼓風機的旋轉，在其內部產生負壓，空氣在壓差的推動下進入管路。進入管路后的空氣經過濾器除去其中含有的顆粒物質，以免進入干燥器后對物料產生污染。濕物料由星型供料器加入、通過空氣過濾器，后利用送風機的旋轉產生的負壓的推動使物料進入管路。然后，凈化后溫度為45oC的空氣進入換熱器，與壓力為400kPa的飽和水蒸氣進行熱量交換，空氣被加熱，飽和水蒸氣冷卻被液化。出口處的空氣溫度，即進干燥器溫度為105oC。換熱器中出來的空氣溫

12、度已達到生產所要求的溫度，此時，熱空氣從干燥器下部進入塔內，經使空氣流動均勻的分布板后與濕物料進行熱量和質量傳遞，使物料得以干燥。出干燥器的空氣中含有少量物料，為減少浪費和對大氣的污染，我們讓空氣進入旋風分離器，完成氣固分離。鼓風機將含有空氣排往大氣。根據(jù)任務，采用臥式多室流化床干燥裝置系統(tǒng)。來自氣流干燥器的顆粒狀物料用星形加料器加到干燥室的第一室，依次經過各室后，于63.87離開干燥器。濕空氣由送風機送到翅片型空氣加熱器，升溫到105后進入干燥器，經過與懸浮物料接觸進行傳熱傳質后溫度降到了74.8。廢氣經旋風分離器凈化后由抽風機排除至大氣?？諝饧訜崞饕?00kPa的飽和水蒸氣作熱載體。2干燥

13、過程的計算2.1主體設備的工藝設計計算2.1.1 物料衡算 GC=G11-W1=1.1×107300×24×1-0.05=1451.39kg/h X1=11-1=0.051-0.05=0.0526 X2=21-2=0.00081-0.0008=0.0008 W=GCX1-X2=1451.39×0.0526-0.0008=75.18kg/h L=WH2-H1=75.18H2-0.02式中： L絕干空氣的消耗量，kg絕干空氣/h； H1，H2空氣進出干燥器時的濕度，kg/kg絕干氣； X1，X2濕物料進出干燥器時的干基含水量，kg水分/kg干料； G1,G2

14、濕物料進出干燥器時的流量，kg物料/h； W單位時間內水分的蒸發(fā)量，kg/h； GC單位時間內絕干物料的流量，kg/h。2.1.2 空氣和物料出口溫度的確定空氣的出口溫度應比出口處濕球溫度高出20-500C(經優(yōu)化可取350C), 即 t2=tw2+35由由t1=105及H1=0.02查濕度圖得,近似取,于是t2=74.8。物料離開干燥器的溫度2的計算，即t2-2t2-tw2=rtw2X2-X*-CSt2-tw2(X2-X*XC-X*)rtw2(XC-X*)CS(t2-tw2)rtw2XC-X*-CS(t2-tw2)其中: rtw2在tw2溫度下水的汽化熱，kJ/kg XC-X*臨界點出物料的

15、自由水分，kg/kg絕干料 X2-X*物料離開干燥器的自由水分，kg/kg絕干料 由水蒸氣查表得rtw2=2401.56代入數(shù)據(jù)得74.8-274.8-39.8=2401.56×0.0008-0-1.20×74.8-39.8(0.0008-00.013-0)2401.56×(0.013-0)1.20×(74.8-39.8)2401.56×0.013-0-1.20×(74.8-39.8)解得2=63.872.1.3 干燥器的熱量衡算干燥器中不補充熱量，QD=0, 因而可用下式進行衡算，即Q=QP=Q1+Q2+Q3+QL式中 ：Q3=W(

16、2490+1.88t2) =75.18×(2490+1.88×74.8) =197770.31kJ/h=54.94kWQ2=GCCm22-1=GCCS+4.187X22-1 =1451.39×1.20+4.187×0.0008×(63.87-30) =59154.96kJ/h=16.43kW Q1=L1.01+1.88H0t2-t0 =L1.01+1.88×0.02×74.8-45 =31.22LkJ/h=8.67×10-3L kW QP=L1.01+1.88H0(t1-t0) =L1.01+1.88×0

17、.02×(105-45) =62.856LkJ/h=0.01746L kW取干燥器的熱損失為有效耗熱量Q2+Q3的15%，即 QL=0.15(Q2+Q3) =0.15×(54.94+16.43) =10.7055kW將上面各值代入式Q=QP=Q1+Q2+Q3+QL中，便可解得空氣耗用量，即0.01746L=8.67×10-3L+54.94+16.43+10.7055解得：L=9337.37kg絕干氣/h由式L=WH2-H1可求得空氣離開干燥器的濕度H2,即H2=0.0281kg水/kg絕干氣2.1.4預熱器的熱負荷和加熱蒸汽消耗量QP=L1.01+1.88H0t1

18、-t0=9337.37×1.01+1.88×0.02(105-45) =586909.73kJ/h=163.03kW由水蒸汽表查得，400kPa水蒸氣的溫度TS=143.4，冷凝熱r=2138.5kJ/kg，取預熱器的熱損失為有效傳熱量的15%，則蒸汽消耗量為：Wh=QPr×0.85=586909.732138.5×0.85=322.88kg/h干燥器的熱效率為h=Q1QP×100%=8.67×10-3×9337.37163.03×100%=49.66%2.2 干燥器的設計2.2.1 流化速度的確定 1.臨界流化速

19、度umf的計算在105下空氣的有關參數(shù)為密度=0.935kg/m3，黏度=2.215×10-5Pas，導熱系數(shù)=3.242×10-2W/m。Ar=d3(s-)g2=(0.15×10-3)3×(1200-0.935)×0.935×9.81(2.215×10-5)2=75.657式中：Ar阿基米德數(shù)d顆粒直徑，m s絕干物料的密度，kg/m3取球形顆粒床層在臨界流化點mf=0.4，由mf和Ar值查圖6-10得Lymf=1.58×10-6臨界流化速度由式（6-16）計算，即umf=3LymfSg2=31.58×

20、10-6×2.215×10-5×1200×9.810.9352 =0.007782m/s2.顆粒帶出速度ut由=1及Ar值查圖（6-10）得Lyt=0.3566帶出速度由式（6-17）計算，即ut=3LytgS2=30.3356×2.215×10-51200×9.810.9352 =0.4738m/s3.操作流化速度u取操作流化速度為0.7ut，即u=0.7×0.4738=0.3316m/s2.2.2 流化床層底面積的計算1.干燥第一階段所需底面積A1由式（6-25）計算，即aZ0=(1.01+1.88H0)(1.

21、01+1.88H0)A1(t1-tw1)GC(X1-X2)rtw-1式中：Z0靜止時床層厚度，m干空氣的質量流速，kg絕干氣/(m2s) a流化床層的體積傳熱系數(shù)或熱容量系數(shù)，kW/(m3s) a靜止時床層的比表面積，m2/m3 式中有關參數(shù)計算如下：取靜止床層厚度Z0=0.1m，干空氣的質量流速取為u，即=u=0.935×0.33166=0.3101021kg/(m2s)a=6(1-0)dm=6×(1-0.4)0.15×10-3=24000m2/m3式中：0靜止床層的空隙率 dm顆粒平均直徑，mRe=dmu=0.15×10-3×0.935&#

22、215;0.331662.215×10-5=2.1=4×10-3dmRe1.5=4×10-3×0.032420.15×10-3×2.11.5=2.6309W/(m3) 流化床的對流傳熱系數(shù)，kW/(m3s) a=2.6309×24000=63141.6W/(m3)由于dm=0.15mm<0.9mm，a所得值應予以校正，由dm值從圖6-11查得C=0.11。a'=0.11×63141.6=6945.576W/(m3)6945.576×0.1=(1.01+1.88×0.02)×

23、;0.31010211.01+1.88×0.02×0.3101021×A1×(105-39.8)1451.393600×(0.0526-0.0008)×2401.56-1解得：A1=2.369m22.物料升溫階段所需底面積，由式（6-26）計算，即aZ0=(1.01+1.88H0)(1.01+1.88H0)A2GCCm2lnt1-1t1-2-1式中:Cm2干燥產品的比熱容，kJ/kg· A2物料升溫階段所需底面積，m2 Cm2=CS+4.187X2=1.20+4.187×0.0008=1.2033kg/(kg)ln

24、t1-1t1-2=ln105-30105-63.87=0.60086945.576×0.1=(1.01+1.88×0.02)×0.31010211.01+1.88×0.02×0.3101021×A21451.393600×1.2033×0.6008-1解得：A2=0.898m2床層總的底面積為：A=A1+A2=2.369+0.898=3.267m22.2.3 干燥器的寬度和長度今取寬度b=1.4m ，長度l= 2.5mm，則流化床的實際底面積為3.5m2。沿長度方向在床層內設置4個橫向分隔板，板間距0.5m。物料在

25、床層中的停留時間為：=Z0AbG2=0.1×3.5×4001451.39×(1+1.88×0.0008)=0.0964h=5.784min2.2.4 干燥器高度1.濃度相高度由式（6-28）計算，即而由式（6-29）1計算，前已算出，Re=2.1,Ar=75.657=(18Re+0.36Re2Ar)0.21=18×0.21+0.36×0.21275.6570.21=0.8719式中: 流化床層空隙率Z1=0.1×1-0.41-0.8719=0.4684m2.分離段高度Z2De=4×1.4×2.552

26、15;(1.4+2.55)=0.7368m由u=0.33166m/s及De=0.7368m,從圖6-12查得：Z2De=2.8063Z2=0.7368×2.0863=1.537m為了減少氣流對固體顆粒的帶出量，取分布板以上的總高度為3m。2.2.5 干燥器結構設計1.布氣裝置采用單層多孔布氣板，且取分布板壓強降為床層壓強降的15%，則 Pd=0.15Pb=0.15Z01-0(s-)g=0.15×0.1×1-0.4×1200-0.935×9.81=105.87Pa再取阻力系數(shù)，則篩孔氣速為：u0=2Pd=2×105.872×0

27、.935=10.64m/s干燥介質的體積流量為：VS=9337.373600×0.772+1.244×0.02×105+273273=2.862m3/s選取篩孔直徑d0=1.5mm,則篩孔總數(shù)為：n0=VS4d02u0=2.8624×0.00152×10.64=152214個分布板的實際開孔率為：=A0A=4×0.00152×1522143.5=0.07685，即7.685%在分布板上篩孔按等邊三角形布置，孔心距為：t=0.952d0=0.9520.07685×0.0015=0.005151m=5.151mm2分隔

28、板沿長度方向設置4個橫向分隔板，隔板與分布板之間的距離為3050mm（可調節(jié)），提供室內物料通路。分隔板寬 1.4m ，高 2.5m ，由 5mm 厚鋼板制造。3.物料出口堰高Ret=dut=1.5×10-4×0.4738×0.9352.215×10-5=3.0EV-1u-umf=25Ret0.44=253.00.44=15.417EV-1u-umf=EV-10.33166-0.007782=15.417解得：EV=5.993用式2.14(Z0-hEV)(1EV)13(GCbb)23=18-1.52lnRet5h求溢流堰高度h，即2.14(Z0-hEV)

29、(1EV)13(GCbb)23=2.14×(0.1-h5.993)(15.993)13×(1451.393600×400×1.4)23=18-1.52ln3.05h經試差解得：h=0.389m2.3附屬設備的選型為了保持干燥室基本維持常壓操作，采用前送后抽式系統(tǒng)。2.3.1送風機和排風機1.送風機V1=L(0.772+1.244H0)×t0+273273 =9337.37×(0.772+1.244×0.02)×45+273273 =8667.26m3/h根據(jù)經驗，取風機的全風壓為4000Pa。參考 干燥設備設計手冊

30、 886頁，查9-19No.9D型離心通風機滿足要求，電動機型號為Y180L-4。該風機性能如下：風量 829410171m3/h全風壓 44534101Pa軸功率 22kW2.排風機V2=L(0.772+1.244H0)×t2+273273 =9337.37×(0.772+1.244×0.02)×74.8+273273 =9479.48m3/h根據(jù)經驗，取風機的全風壓為3000Pa。參考 干燥設備設計手冊 886頁，查型離心通風機滿足要求，電動機型號為Y200L2-6。該風機性能如下：風量 8327141561m3/h全風壓 39753907Pa軸功率

31、 22kW氣固分離器為了獲得較高的回收率，同時避免環(huán)境污染，需將從干燥器中出來的空氣進行氣固分離，在干燥系統(tǒng)中使用的分離器主要有旋風分離器、袋濾器、濕式洗滌器等。在一級分離中選用應用較廣泛的旋風分離器作為氣固分離設備。旋風分離器是利用慣性離心力的作用從氣流中分離出顆粒的設備。其上部為圓筒形，下部為圓錐形。它內部的靜壓力在器壁附近最高，僅稍低于氣體進口處的壓強，越往中心靜壓力越低，中心處的壓力可降到氣體出口壓力以下。旋風分離器的分離效率通常用臨界粒徑的大小來判斷，臨界粒徑越小，分離效率越高。表2-1 旋風分離器的結構與性能列表 型號性能型型型（擴散型）適宜氣速/(m/s)12-1812-2012

32、-20除塵粒度/ >10>5>5含塵濃度/（g/m3）>0.51.7-200阻力系數(shù)7-8由表（化工原理課程設計1176頁）中可知，型旋風分離器除塵粒度不滿足設計任務的要求，因此不能選擇；型旋風分離器雖滿足粒度要求但其阻力系數(shù)偏大，綜合考慮后選擇型旋風分離器作為干燥系統(tǒng)中的氣固分離設備?？諝獾捏w積流量 V2=L(0.772+1.244H0)×t2+273273 =9337.37×(0.772+1.244×0.02)×74.8+273273 =9479.47m3/h查旋風分離器性能參數(shù)表（常用化工單元設備設計6第二版206頁）后選擇

33、CLP/B-9.4型旋風分離器，采用最常用的標準切線進口。綜上：本次設計所選氣固分離器為CLP/B-9.4型旋風分離器，進口氣速為時氣體處理量為,進口氣速為時氣體處理量為, 進口氣速為時氣體處理量為, 標準切線進口，旋風分離器各部分尺寸如下(干燥裝置設計手冊2313頁）：圓柱體直徑D 940mm圓柱體高度L1 D圓錐體高度L2 1.8D進口寬度b 0.2D進口高度a 0.4D排氣管直徑d 0.3D排氣管深度l 0.8D圖2-1 旋風分離器簡圖由p=p'1.2 估算壓力損失為Pa2.3.3供料裝置根據(jù)物料性質（散粒狀）和生產能力（1527.78kg/h）選用星形供料裝置（加料和排料）。供

34、料器是保證按照要求定量、連續(xù)（或間歇）、均勻地向干燥器供料與排料。供料器有各種不同的形式和容量，必須根據(jù)物料的物理性質和化學性質（如含濕量、堆積密度、粒度、黏附性、吸濕性、磨損性和腐蝕性等）以及要求的加料速度選擇適宜的供料器。常用的固體物料供料器有圓盤供料器、旋轉葉輪供料器、螺旋供料器、噴射式供料器等。將這些供料器相比較：對于圓盤供料器，雖然結構簡單、設備費用低，但是物料進干燥器的量誤差較大，只能用于定量要求不嚴格而且流動性好的粒狀物料；對于旋轉葉輪供料器，操作方便，安裝簡便，對高達300oC的高溫物料也能使用，體積小，使用范圍廣，但在結構上不能保持完全氣密性，對含濕量高以及有黏附性的物料不宜

35、采用；對于螺旋供料器，密封性能好，安全方便，進料定量行高，還可使它使用于輸送腐蝕性物料。但動力消耗大，難以輸送顆粒大、易粉碎的物料；對于噴射式供料器空氣消耗量大，效率不高，輸送能力和輸送距離受到限制，磨損嚴重。我們本次設計的任務是干燥細顆粒物料，它在進入干燥器之前的溫度下為固態(tài)顆粒狀，顆粒平均直徑dm=0.15mm，硬度和剛性應較高。因為圓盤供料器只能用于定量要求不嚴格的物料，所以通常情況下不選用。又因為螺旋供料器容易沉積物料，不宜用于一年300天，每天24小時的連續(xù)工作。另外噴射式供料器效率不高，且磨損嚴重，輸送能力和輸送距離受到限制，也不宜采用。綜上，我們選用星型供料裝置，如下圖所示： 圖

36、2-2 星型加料器 物料供料量 V=GC=1451.39400=3.63m3/h計算星型加料器每轉加料量為3.63×10360×24=2.52L/r參考旋轉閃蒸干燥與氣流干燥技術手冊554頁，選擇CLD-HX-4型星型加料器 ，該加料器主要參數(shù)如下：每轉體積 電機 轉速 工作溫度 質量 主要尺寸：A-280,B-240,C-180,H-280,F-140,E-530,n-d-2.3.4除塵設備由于對于粒徑小于5m的細粉在旋風分離器內的除塵效果較差，為了回收有價值的塵粒和保護衛(wèi)生，工業(yè)上常采用除塵效率更高的設備進行二次除塵。二次除塵設備中常用的有袋濾器和濕式除塵器，其中袋濾器

37、應用最多，具有以下特點：對于微米或亞微米數(shù)量級塵粒的除塵效率一般可達99%，甚至可達99.9%以上；處理氣體量范圍大，根據(jù)需要， 可設計制造出處理每小時幾立方米到幾百萬立方米氣流量的袋式除塵器。適應性強，可以捕集多種干性粉塵； 不受粉塵比電阻的限制， 特別對于高比電阻粉塵，除塵效率比電除塵器高得多； 進口含塵氣體在相當大的范圍內變化，對除塵效率和阻力影響不大。結構簡單， 使用靈活，運行穩(wěn)定可靠，不存在水污染和污泥處理等問題。因此本次設計采用袋濾器。目前應用最多的袋濾器有兩種形式，一種為電磁脈沖反吹式袋濾器，另一種為機械回轉反吹式袋濾器。兩種袋濾器各有優(yōu)缺點，脈沖式可以自動控制反吹周期及反吹時間

38、，但反吹量較少，如果濾袋較長時，末端的反吹效果不佳。機械回轉反吹量較大，反吹效果較好，但對系統(tǒng)有一定影響，使系統(tǒng)壓力波動。綜合以上優(yōu)缺點，我們選用具有自動控制的脈沖袋濾器。參考常用化工單元設備設計6212-213頁知，對于脈沖袋濾器 6式中 ：所需過濾面積，； 含塵氣體處理量，； 過濾風速，。對于脈沖振打 u=3.04.0m/min=180.0240.0m/h 已知含塵氣體處理量Q=V2=9479.47m3/h F=9479.47180240=52.6639.5 查表后選用DMC-48型脈沖袋濾器 2.3.5換熱器選型用來加熱干燥介質（空氣）的換熱器稱為空氣加熱器。一般可采用煙道氣或飽和水蒸氣

39、作為加熱介質，且已飽和水蒸氣應用更廣泛。在干燥系統(tǒng)中，常用的蒸汽加熱器有兩種主要形式，一種是SRZ型；另一種是SRL型。這兩種結構形式的熱媒都在管子內流動，通過管子的外表面加熱空氣，由于空氣側的換熱系數(shù)要比管內側熱媒的換熱系數(shù)低很多，所以管外側都加工成翅片，用以提高管外空氣的湍流程度以及增加單位管長的換熱面積，提高傳熱性能。兩種加熱器操作壓力范圍一般為0.03-1.6MPa，被加熱的空氣溫度在140 以下，迎面氣速為，最高不超過。對于此次設計任務來說，操作壓力為，被加熱空氣最高溫度為，符合加熱器操作范圍要求。從蒸汽性能表中查得，當蒸汽壓力時，飽和蒸汽溫度?？諝馄骄鶞囟?此時空氣密度。參考干燥裝

40、置設計手冊2303-307頁，根據(jù)其中蒸汽加熱器性能規(guī)格表12-1，初選型號為，單元組件的散熱面積，通風凈截面積，受風面積確定空氣從45升至105所需熱量 Q=Vcpt1-t2=8667.26×1.0145×1.017+1.0022×105-45=532588.1kJ/h實際風速：u=V13600Af=8667.263600×0.45=5.35m/s空氣的質量流速：ur=u=5.35×1.0145=5.43m/s根據(jù)所查公式求排管的傳熱系數(shù)K：K=51.5(ur)0.510=51.5×5.430.510=122.05kJ/m2h傳熱溫

41、差：所需傳熱面積A：AC=QKtm=532588.1122.05×63.76=68.44m2所需單元排管數(shù)n：n=ACAa=68.4428.59=2.39實際選取3組，總傳熱面積性能校核 迎面風速us=V1AS=8667.260.72×3600=3.34m/s 2.5m<us=3.34m/s，故合適。 傳熱面積安全系數(shù)AAC=86.7768.44=1.27加熱空氣側總阻力 p=3×0.21ur=3×0.21×5.43=3.42mmH2O=33.54PaSRZ型換熱器結構如下圖所示：圖2-3 SRZ型換熱器SRZ型換熱器：這種形式的傳熱單元

42、組件是順空氣流向的三排交叉排列螺旋翅片管束組成，其翅片管均用21mm×2mm無縫鋼管繞制上15mm×0.5mm的皺褶鋼帶而成，呈螺旋狀，片距有5mm、6mm、8mm三種共38種規(guī)格，為了消除翅片與管子接觸處的間隙，繞片之后進行熱鍍鋅。采用這種加工工藝的散熱排管，翅片與管子緊密接觸，熱阻小，傳熱性能良好，穩(wěn)定并且耐腐蝕。2.3.6 空氣過濾器空氣動力設備吸入含有灰塵的空氣之后，由于所用加熱介質空氣中有可能會含有各種煤塵、顆粒，如隨空氣進入到干燥系統(tǒng)中將造成設備的磨損，縮短設備的使用壽命，吸入的灰塵會在風機葉片表面上結垢，造成設備中轉子的動平衡精度下降，使其工作壽命大大減短，灰

43、塵中的有害化學成分會使設備生銹、腐蝕，因而，空氣動力設備必須要配高精度空氣過濾器。已知空氣流量為6616.82m3/h查相關資料9知，無錫市宏嘉凈化設備有限公司生產的ZKL180型自潔式空氣過濾器較為完善，過濾面積大、流速低、阻損小，可實現(xiàn)空氣過濾元件的自動清潔，自動化程度高，過濾原價使用壽命長，因此選用此種型號作為我們干燥系統(tǒng)的空氣過濾設備。其性能參數(shù)如下：表2-2 ZKL180空氣過濾器的主要性能參數(shù) 最大空氣過濾量m3/min吸入狀態(tài)過濾精度um/效率%消耗功率W電源AC1801/99.96100220V反吹氣量m3/min結構形式初阻損Pa反吹氣壓MPa0.1單層1502.3.7 管路

44、計算及管道選擇空氣流動適宜流速為1520m/s，取流速u=20m/s計算空氣入口管路管徑：V1=8667.26m3/h V1=4d2u故d=4V1u=4×8667.26×3600×20=0.391m=391mm選用管路管徑，材質為不銹鋼，壁厚。計算空氣出口管路管徑： V2=9479.48m3/hd=4V1u=4×9479.48×20×3600=0.409m=409mm選用400mm管路管徑，材質為不銹鋼，壁厚3mm， 飽和蒸汽在管路中適宜流速為2030m/s，取流速u=30m/s。計算飽和蒸汽管路管徑：已知飽和蒸汽為400kPa，溫度

45、為143.4，查表知=2.1618kg/m3，流量Wh=246.5khg/h。d=4Wh3600u=4×246.53600×2.1618××30=0.0367m=36.7mm查表知選取無縫鋼管為輸送管道外徑為57mm，壁厚3.5mm，材質為不銹鋼。計算蒸汽冷凝水管路管徑：飽和蒸汽經換熱器冷凝后變?yōu)槔鋮s水，溫度為243.4，查表知其密度水=923.006kg/m3，冷凝水在管道中適宜流速為0.080.15m/s，u=0.15m/s。d=4Wh3600u=4×4033600×923.006××0.15=32.1mm查表

46、知選取有縫鋼管為輸送管道，外徑為40mm，壁厚為3.5mm，材質為碳鋼。2.3.8干燥器主體材質的選擇由于干燥器需要與濕物料接觸，長期使用易導致殼體生銹，殼層變薄，影響干燥器的使用性能，縮短干燥器的使用壽命，因此，干燥器中與物料接觸的主殼體應使用不銹鋼材料，防止生銹。 查得奧式體型0Cr18Ni9不銹鋼（化工設備用鋼8360頁）廣泛使用，適用于一般化工設備，因此本次設計選用此種型號不銹鋼。干燥器采用微負壓操作，接近常壓，選取5mm壁厚即可。干燥器中不與物料接觸的部分如殼體外部的螺栓、螺母采用造價較低的碳鋼，支腳采用槽鋼，而不使用造價較高的不銹鋼。2 優(yōu)化設計干燥廣泛應用于化工，醫(yī)藥，

47、冶金，建材，食品等領域，是一種能耗高的單元操作系統(tǒng)。常規(guī)干燥設計是按經驗確定干燥介質（通常為空氣）的出口溫度，即出口溫度應比絕熱飽和溫度高2050oC，然后進行干燥器其他工藝參數(shù)及結構尺寸的設計。干燥介質出口溫度選擇不當，會增加干燥過程設備投資費用與操作費用，因為干燥介質出口溫度是干燥器設計的重要參數(shù)之一，出口溫度高則干燥介質出口濕度降低，干燥介質耗用量增加。出口溫度升高使平均傳熱推動力增大；出口濕度降低，使傳質推動力增大，平均傳熱和傳質推動力增大使干燥設備體積減少，而干燥器出口溫度降低，使干燥介質耗用量減少，干燥器體積增大。因而有必要對干燥器進行優(yōu)化設計。本次優(yōu)化設計以年總費用最小為目標，編

48、寫程序來其確定干燥介質的最佳出口溫度。2.1.優(yōu)化分析2.1.1.干燥器年總費用以球形顆粒和空氣為例建立干燥器優(yōu)化設計的數(shù)學模型。采用臥式多室流化床干燥器。在考慮了干燥器，空氣預熱器，風機，除塵器等設備的投資折舊費用和空氣預 熱費用，風機運轉費用等操作費用的情況下，建立了干燥介質出口溫度優(yōu)化設計數(shù)學模型，它以年總費用為目標函數(shù)，總費用為：J=Gd+Gh+Gp Gd干燥設備投資折舊費，萬元/年；Gh空氣年預熱費用，萬元/年；Gp風機年運轉費用，萬元/年；2.1.2干燥設備投資折舊費用Gd干燥設備投資折舊費用Gd包括干燥器，預熱器，風機和除塵器設備的投資折舊費。設年投資折舊費為：式中： 干燥器體積

49、，；設備年折舊率，；美元和人民幣的兌換系數(shù)。a為綜合指數(shù)，它隨企業(yè)規(guī)模，加工能力，產品質量，信譽，服務水平等不同而不同，一般可取0.20.4，M為通貨膨脹系數(shù)，設2005年為1500.1， 若以后各年不知，可按5%遞增速度計算，b為經驗系數(shù)，一般可取4555，c為指數(shù)，一般可取11.5，F(xiàn)C為設備折舊率，一般取0.080.125,即干燥器使用年限一般為812年。由式得干燥系統(tǒng)的設備折舊費是干燥器體積的函數(shù)。2.1.3 空氣年預熱費用Gh 若干燥介質溫度低于160時，較適合采用蒸汽預熱干燥介質?？諝忸A熱費用實際上是所消耗蒸汽的費用，它與干燥物料時的流量，預熱空氣的流量等有關，由物料衡算和熱量衡算

50、得到飽和水蒸氣的用量，水蒸氣用量越大，則空氣年預熱費用越多，因此空氣預熱費用Gh為：式中：飽和水蒸氣的流量，kg/h； 年工作時間，h； 飽和水蒸氣的價格，一般可取160200/噸。2.1.4風機年運轉費用GP 風機年運轉費用為風機運轉所消耗的電能的費用，它與風機的風量成正比，若干燥系統(tǒng)阻力較小，可采用一臺送風機，其年運轉費用為:若干燥系統(tǒng)的阻力較大或防止干燥器中干燥介質中干燥介質向外泄露，使干燥器內產生一定的負壓，則必須在干燥系統(tǒng)出口增加一臺排風機，其年運轉費用可用下式計算：式中:Qhs，Qhp送風機，排風機的風量，m3/h；0.0004經驗比例系數(shù)。2.2 干燥器優(yōu)化設計工藝分析由以上分析

51、得要求干燥系統(tǒng)的總費用，必須求得風機用量Qhs，Qhp；飽和水蒸氣的用量Wh；干燥器體積V。而這三個變量是空氣出口溫度的函數(shù)，在空氣出口溫度t2確定的情況下，Qhs，Qhp，Wh，V是可以通過工藝衡算得到。2.2.1 風機風量對臥式多室干燥系統(tǒng)在干燥器出口要采用除塵裝置分離空氣中的固體顆粒，故干燥系統(tǒng)的阻力較大，除在干燥系統(tǒng)進口安裝送風機外還要在干燥系統(tǒng)出口處安裝排風機，送風機安裝于預熱器之前，此時濕空氣的狀態(tài)為（t0，H0），而排風機安裝于干燥器之后，其濕空氣狀態(tài)為（t2，H2），所以送風量和排風量分別為：2.2.2 干燥器體積的計算由于多室流化床的干燥速度快，物料在干燥器中停留的時間短，其

52、整個過程可認為由恒速干燥和降速干燥兩個階段組成。按體積給熱系數(shù)法計算其體積，為Q=×A×t。要求得干燥器的體積，必須求的干燥過程的傳熱量Q，體積給熱系數(shù)a以及對數(shù)平均推動力tm。下面分別敘述：2.2.3 干燥器的物料和熱量衡算如圖,進入干燥器的新鮮的空氣的絕干空氣的消耗量為L，空氣進出干燥器時的濕度為H1,H2。濕物料進出干燥器時的干基含水量為X1,X2濕物料進出干燥器時的流量G1,G2,W為單位時間內水分的蒸發(fā)量。則單位時間內絕干物料的流量為：L×H1+GC×X1=L×H2+GC×X2 GC=G11-1 X1=11-1 X2=21-

53、2 W=GCX1-X2 L=WH2-H1式中： L絕干空氣的消耗量，kg絕干空氣/s； H1，H2空氣進出干燥器時的濕度，kg/kg絕干氣； X1，X2濕物料進出干燥器時的干基含水量，kg水分/kg干料； G1,G2濕物料進出干燥器時的流量，kg物料/s； W單位時間內水分的蒸發(fā)量，kg/s； GC單位時間內絕干物料的流量，kg/s。圖2.3對如圖所示干燥裝置作熱量衡算，則得在本設計中的干燥器沒有補充熱量，故Qd=0，所以，干燥器中的熱量衡算可表達為：Q=QP=Qw+Qm+Ql+Ql' (b)由上式得加入干燥系統(tǒng)的的熱量QP用于以下四個方面：以Qw汽化水分，以Qm加熱物料，以Ql補償設備的熱損失，以Ql'加熱空氣。其中:Qw=W(r0+ct2-cw1)又cm2=cs+4.187X2Qm=GCcm22-1=GC(cs+4.187X2)2-1Ql'=LcH0t2-t0=L(1.01+1.88H0)t2-t0QP=LcH0t1-t0=L(1.01+1.88H0)t1-t0因為干燥