气流和单层流化床联合干燥装置的设计文档格式.doc
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G（X1-X2）=L（Hˊ-H1）
干物料：
G=G1（1-ω1）
=12800×
（1-20%）=10240㎏绝干料/h
干燥除去的水分：
公式W=G（X1-X2）
X1=ω1/（1-ω1）
=0.2/（1-0.2）=0.25
X2=ω2/（1-ω2）
=0.1/（1-0.1）=0.11
W=G（X1-X2）
=10240×
（0.25-0.11）=1433.6㎏水/h
又W=L（Hˊ-H1）
∵H1与烟道气初始湿度相同
∴H1=H0=0.61㎏水/㎏绝干气
L=
（其中Hˊ为出气流干燥器时烟道气湿度）
（2）热量衡算
气流干燥器管内的热量衡算式为：
LI1+G（CS+4.187X1）θ1=LI2+G（CS+4.187X2）
选定烟道气出口温度为450℃
假设物料出口温度为65℃
I1=（1.01+1.88H1）t1+2490H1
=（1.01+1.88×
0.01）×
800+2490×
0.01
=847.94KJ/㎏
I2=（1.01+1.88H2）+2490H2
=（1.01+1.88H2）×
450+2490H2
=3336H2+454.5
L=
故代入热量衡算式有
（393.44-3336）
=10240×
[（0.712+4.187×
0.11）×
65-（0.712+4.187×
0.251×
20）]
解得：
=0.109㎏水/㎏烟道气
L=1433.6/（0.109-0.01）=14480.8㎏/h
=818㎏/h
（3）校核假设的物料出口温度θ′
按照下式进行校核：
（）=（）[]
查得tw=65℃
wc=2%
γw=2345KJ/㎏
代入上式解得
=65.2℃
与假设基本一致，故不必再计算
得到 =65.2℃
（4）气流干燥管直径的计算
拟定气体加速进入干燥器，取进口空气速度=40m/s
烟道气进入干燥管温度t1=800℃
烟道气进入干燥管湿度H1=H0=0.01㎏水/㎏气
查得烟道气的比容为3.4m3/㎏
代入下式
D1=
=
=0.436m
以上是采用定直径的计算
（5）气流干燥管长度的计算
由于本方法气流干燥器直径采用直径计算
故采用N.M.ΦeⅡopos计算法
a.计算ki准数
ki=
d为平均直径dm=0.3mm
为进口气体的平均温度下的密度=（800+450）/2=625℃
由图5-5图5-6查得：
=0.400㎏/m3
为625℃时烟道气运动粘度=68.1×
10-6㎡/s
将数据代入公式得到
ki=
≈2.4
由Ret与ki准数的关系图查得：
Ret=2.5
由Nu准数与Ret的关系图查得：
Nu=2.2
b.
又t=625℃时烟道气的导热系数为0.0536
===3930.7
（6）停留时间的计算
a.平均温度差的计算
Δ/㏑
其中t′=450℃
t1=800℃
t2=20℃
θ1=20℃
θ2=120℃
代入式中，得到
=395/㏑（780/385）=559.45℃
b.传热面积A′的计算
A′==102400㎡/h
c.传热量Q的计算
Q=
=14480.8×
（818-29.3）
=1.140×
107（KJ/H）
d.停留时间的计算
=
=1.826s
（7）管长L的计算
L=（Vg-Vt）
Vt为粒子沉降速度
计算公式：
烟道气在气流干燥器出口处的参数
t′=450℃
H′=0.109㎏2k/㎏气
由条件查得
烟道气比容Vg1=2.06m3/㎏
γg2=0.485㎏/m3
=3.42×
10-5（㎏.s）/㎡
此时dmax=500mm
故用Allen公式计算即上式，代入得
=2.32m/s
平均气速
又Vg2=Vt+3=5.32m/s
空气出口速度：
取比最大粒子的沉降速度大3m/s
代入Vg=17.66m/s
则管长L=（Vg-Vt）
=1.826（17.66-2.32）=28.01m
该装置有效热量为物料吸收的热量
=-10240[（0.712+4.187×
0.25）×
20-（0.712+4.187×
65]
=4.2×
105
3.单层流化床的计算（单层圆筒型）
A.流化床内水分的蒸发量
w′=10240（X2-X3）
X3=ω3/（1-ω3）=0.5%/（1-0.5%）=0.005
w′=0.240×
（0.11-0.005）=1075.2㎏水分/h
B.干燥物消耗总热量
a.蒸发水分所消耗的热量Q1
i2—在125℃下湿水分蒸汽的热焓量
i2=（+t）
—在125℃下湿水分蒸汽的汽化潜热1370KJ/㎏
—湿水分蒸汽的比热容207KJ/㎏
代入上式：
=1075.2（1370+2.07×
125-65）
=1.68×
106（KJ/h）
b.加热物料消耗的热量Q2
=0.721×
（1-0.005）+0.005
=0.7134KJ/㎏℃
=12800-1433.6
=11366.4㎏
Q1=11366.4×
0.7134×
（120-65）
=4.46×
105（KJ/h）
c.干燥时损失的热量Q3
Q3=0.15×
（）
=0.15×
（1.68+0.446）×
106
=0.3089×
干燥时所消耗的总热量Q
=（0.3189+0.446+1.68）×
=2.444（KJ/h）
C.干燥物料所需要的气量
第一次从气流干燥气出来的气体经过除尘后再进入流化床进行第二次干燥
D.排气状态是否符合要求
首先确定H2，再根据H2以及t2在H-I图中查出相对温度与H2以及
在H-I图H-I图中的相对湿度加以比较：
=0.109+1075.2/14480.8
=0.1833㎏/㎏干气
t2=120℃时在H-I图中查得：
=20%
65℃与H2=0.1833㎏/㎏干气
在H-I图5-4中查得相对湿度约为：
65%
=20%<
45%
故排气后经过除尘设备不会产生有冷凝水的现象
E.流体力学的计算
dp为平均直径dm=0.3mm
v2为125℃时气体运动粘度2.45×
10-5
=125℃时烟道气的密度为0.8871㎏/m3
代入式中有
=994.85
物料的临界流化空隙率，可接=0.6
计算临界速度Vmf
根据Ar=994.85
从关系图4-12中查得：
=1.5×
10-3
根据Vmf=代入数据有
Vmf=
=0.093m/s
流化速度V0=
其中N为流化数，可接下式计算：
当ε=0.75（流化床空隙可取ε=0.55～0.75）
Ar=994.85时，
由关系图4-12图4-28查得：
Ly=1
又
代入数据有：
N==1.42×
10
=14.2
则V0=14.2×
0.093
=1.32m/s
固定床空隙率：
ε0=1-
一般情况下取=1300
代入式中有：
ε0=1-1300/2000=0.35
沸腾层空隙率的核算：
Re===0.72
基本符合所以空隙率取0.75
F.沸腾层高度计算
一般取静止床层高度H0≥100mm
现在取H0=150mm作计算
故H=
=×
0.15
=0.39m
G..床层直径的确定
在t2=125℃下
每蒸发物料中1㎏水所需的绝干空气量为：
=4.65×
10-3×
（273+t2）（0.622+H2）
=4.65×
（273+125）（0.622+0.1833）
=1.49m3/㎏干空气
流化床床层截面积A
=14480.8×
1.48/（3600×
1.2）
=5.0㎡
空床速度根据实验数据为1.2～1.4m/s,现在取1.2m/s进行计算代入上式：
流化床层直径D=
=2.53m
取整后知实际床层直径为=2600㎜
H.分离段直径DS
式子中As=1.1
Vt为假设干燥平均直径dpo=1.1×
10-4m的沉降速度（即带出速度），
Ho使颗粒沉降下来，需要加一扩大段，使气速减小。
dpo=1.5×
10-4m的沉降速度Vt计算
=133.75
在排气的扩大段，可假定空隙率ε=1
据关系图查得：
=0.91
故
=
=0.79（m/s）
则
=1.1×
1.32/0.79×
5
=9.2（㎡）
式中系数取1.1是考虑气流速度要比Vt低，保证干燥后颗粒沉降分离段直径Ds
Ds=
==3.42（m）
实际分离段直径取=3600㎜
I.布板的开孔φd床层的总压力损失ΔP
△P=H（1-ε）g
=0.39（1-0.75）×
2000×
9.8
=1911Pa
分布板的孔速v：
（式中c为比例系数，一般取c=～）
若取c=计算，则
=21.9m/s
若按实际操作速度1.2m/s考虑，则
=5.48%
V=49.23m/s
此时
=2.4%
实际操作开孔率在次范围能均可正常工作
J.固体颗粒在沸腾层中平均停留时间
=
=4.3（min）
4.附属设备的选型
为保证干燥室基本维持常压操作，采用前送后抽式系统
①送风机和排风机
送风机：
V1=
=4.46×
104m3/h
根据经验，取风机全风压为4000Pa
由风机综合特性曲线可选定：
9-27-101N08型风机
V2=
=1.66×
104（m3/h）
根据经验和风机的综合特性曲线可选9-27-101N08型风机
取风机的全风压力为3000Pa
②气固分离设备
为获得比较高的固相回收率，拟造用XLP/B-8.2型旋风分离器
其圆筒直径820㎜
入口气速20m/s
③供料装置
根据物料性质（散粒状）和生产能力12.8t/h,选用螺旋加料装置，加料和排料。
如图：
其规格参数为：
规格：
300×
300
生产能力：
15m3/h
链轮传动
叶轮转速：
20r/min
齿轮减速电机：
型号JTC561
功率：
1kw
输出转速：
31r/min
设计结果概要
项目
符号
单位
公式
计算数据
干燥除去的水分
W
㎏水/h
W=G（X1-X2）
1433.6
出气流干燥器时烟道气湿度
㎏水/㎏烟道气
0.109
热量
L
㎏/h
14480.8
物料出口温度
θ′
℃
（）=（）[]
65.2
气流干燥管直径
D1
m
0.436
ki准数
ki
2.4
气流干燥管长度
=
3930.7
平均温度差
Δtm
559.45
传热面积
A′
㎡/h
A′=
102400
传热量
Q
KJ/H
1.140×
107
停留时间
s
1.826
管长
28.01
物料吸收的热量
J
4.2×
105
流化床内水分的蒸发量
w′
㎏水分/h
1075.2
蒸发水分所消耗的热量
Q1
KJ/h
1.68×
加热物料消耗的热量
Q2
4.46×
干燥时损失的热量
Q3
0.3089×
干燥时所消耗的总热量
2.444
固定床空隙率
ε0
0.35
沸腾层高度计算
H
0.39
流化床床层截面积
A
㎡
5.0
流化床层直径
D
2.53
分离段直径
DS
3.42
总压力损失
ΔP
Pa
ΔP=H（1-ε）g
1911
分布板的孔速
v
m/s
21.9
固体颗粒在沸腾层中平均停留时间
min
4.3
设计总结
通过此次对干燥设备以及流程的设计，使我对化工原理中干燥部分的原理，理论知识以及干燥设备有了更深一步的了解。
对整个干燥流程中存在的物料守衡和热量守衡能够正确的，灵活的运用和加以描述。
在设计的过程中，我们发现在选择干燥器的类型时不仅要了解各种干燥器的性能和特点还必须根据具体的干燥任务考虑采取的干燥方法；
合理选择干燥器的结构型式以及操作方式；
还要考虑物料性能以及干燥特性，干燥产品指令的要求和生产能力，湿物料含湿量的波动情况以及干燥前的脱水情况，是否适应建厂地区的外部条件等许多因素。
此次课程设计，我们所用的干燥介质为烟道气，干燥物料为颗粒状，这些特征决定了我们先采用气流干燥器进行第一次干燥，再用流化床进行进一步的干燥，考虑环保因素，最后的烟道气不能直接排入空气，必须用除尘装置进行除尘后再排出。
在课程设计过程中，通过整个小组的共同努力和相互合作，最终完成了次项设计任务，这为我们将来的工作实践积累了宝贵的理论经验。
参考文献
1.金国淼编化工设备设计全书--干燥设备化工工业出版社
2.贾绍义，柴诚敬主编．化工传质与分离过程．北京：
化学工业出版社，2001
3.柴诚敬等编著．化工原理课程学习指导．天津大学出版社，2003
4.周荣琪，雷良恒，编著．化工原理学习指引．北京天津：
化学工业出版社，1996
5.林爱光编著．化工工程基础．清华大学出版社，2003
6.姚玉英编．化工原理例题与习题．第三版．北京：
化学工业出版社，1998
7.刘道德编.化工设备的选择与设计.中南大学出版社2002
8.郭年祥编.化工过程及设备.冶金工业出版社2003
9.刘玉兰编著.常用化工单元设备的设计 华东理工大学出版社
10.方利国编著化工制图AutoCAD实战教程与开发化学工业出版社
11.刘善淑编AutoCAD机械设备图绘制技巧化学工业出版社
12.贾绍义，柴诚敬主编化工原理课程设计天津大学出版社
13.姚玉英编．化工原理天津大学出版社2005
14.柴诚敬，张国亮主编．化工流体流动与传热．北京：
化学工业出版社，2002
主要符号说明
a
单位体积物料提供的传热
湿空气质量流速
干燥器床层截面积
李森科准数
Ar
阿基米德准数
M
摩尔质量
c
比热容
n
转速
C
修正系数
分布板开孔率
CH
空气的湿热
P
操作压力
dp
颗粒的平均直径
传热速率
设备直径
r
汽化热
De
当量直径
R
膨胀比
EV
床层膨胀率
Re
雷诺准数
g
重力加速度
t
温度
G
固体物料的质量流量
气体的速度
h
干燥器中物料出口堰高度
颗粒的沉降速度
空气的湿度
U
干燥速度
HT
风机的风压
湿空气的比容
I
空气的焓
空气的流量
固体物料的焓
物料的湿基含水量
K
常数
X
水分的蒸发量
单位空气消耗量
Y
物料的干基含水量
绝干空气流量
Z
干燥器的高度
α
对流传热系数
导热系数
阻力系数
运动粘度
热效率
24
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