卧式多室流化床干燥(共43页)

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1、精选优质文档-倾情为你奉上摘要: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5%降至0.08%，生产能力为1.1万t/年。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一室，再经过其余的四个室，在63.87下离开干燥器。湿度为0.02的空气经翅片换热器（热载体为400kPa饱和水蒸气）加热至105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0.0281，温度降至74.8。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

2、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3.5m2，长度与宽度分别取2.5m和1.4m，高度2.5m，隔板间距0.5m，物料出口堰高0.389m。分布板开孔率7.985%，总筛孔数个，孔心距5.151mm。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。关键词：干燥；卧式多室流化床；颗粒状物料；热载体Abstract: In Chemical industry, the process of drying is usually required in order to meet the deman

3、d of the 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 materia

4、ls a year 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 carri

5、er, 400kPa 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

6、dryer working 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 div

7、ision plate 0.5m, weir height for dry product discharge 0.3m, opening ratio 7% in distributor plate with total number of holes 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干燥过程的设计方案及流程说明1.1干燥过程的设计方案（流程图）1.1.1主体设备的设计本次设计任务是：年处理量为1.1万吨某颗粒状物料的干燥。从气流干燥器来的细颗粒物料，初始含水量为5%，要求在卧式多室流化床干燥器中干燥至0.08%。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

9、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附属设备主要包括风机、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

10、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

11、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。本次设计所选的旋风分离器的型号是：XLT/B-9.4。1.2干燥过程的流程说明首先，利用鼓风机的旋转，在其内部产生负压，空气在压差的推动下进入管路。进入管路后的空气经过滤器除去其中含有的颗粒物质，以免进入干燥器后对物料产生污染。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45oC的空气进入换热器，与压力为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105oC。换热器中出来的空气温

12、度已达到生产所要求的温度，此时，热空气从干燥器下部进入塔内，经使空气流动均匀的分布板后与湿物料进行热量和质量传递，使物料得以干燥。出干燥器的空气中含有少量物料，为减少浪费和对大气的污染，我们让空气进入旋风分离器，完成气固分离。鼓风机将含有空气排往大气。根据任务，采用卧式多室流化床干燥装置系统。来自气流干燥器的颗粒状物料用星形加料器加到干燥室的第一室，依次经过各室后，于63.87离开干燥器。湿空气由送风机送到翅片型空气加热器，升温到105后进入干燥器，经过与悬浮物料接触进行传热传质后温度降到了74.8。废气经旋风分离器净化后由抽风机排除至大气。空气加热器以400kPa的饱和水蒸气作热载体。2干燥

13、过程的计算2.1主体设备的工艺设计计算2.1.1 物料衡算 GC=G11-W1=1.1241-0.05=1451.39kg/h X1=11-1=0.051-0.05=0.0526 X2=21-2=0.00081-0.0008=0.0008 W=GCX1-X2=1451.390.0526-0.0008=75.18kg/h L=WH2-H1=75.18H2-0.02式中： L绝干空气的消耗量，kg绝干空气/h； H1，H2空气进出干燥器时的湿度，kg/kg绝干气； X1，X2湿物料进出干燥器时的干基含水量，kg水分/kg干料； G1,G2湿物料进出干燥器时的流量，kg物料/h； W单位时间内水分的

14、蒸发量，kg/h； GC单位时间内绝干物料的流量，kg/h。2.1.2 空气和物料出口温度的确定空气的出口温度应比出口处湿球温度高出20-500C(经优化可取350C), 即 t2=tw2+35由由t1=105及H1=0.02查湿度图得,近似取,于是t2=74.8。物料离开干燥器的温度2的计算，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温度下水的汽化热，kJ/kg XC-X*临界点出物料的自由水分，kg/kg绝干料 X2-X*物料离开干燥器的自由水

15、分，kg/kg绝干料 由水蒸气查表得rtw2=2401.56代入数据得74.8-274.8-39.8=2401.560.0008-0-1.2074.8-39.8(0.0008-00.013-0)2401.56(0.013-0)1.20(74.8-39.8)2401.560.013-0-1.20(74.8-39.8)解得2=63.872.1.3 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) =75.18(2490+1.8874.8) =.31kJ/h=54.94kWQ2=GCCm22-1=GCC

16、S+4.187X22-1 =1451.391.20+4.1870.0008(63.87-30) =59154.96kJ/h=16.43kW Q1=L1.01+1.88H0t2-t0 =L1.01+1.880.0274.8-45 =31.22LkJ/h=8.6710-3L kW QP=L1.01+1.88H0(t1-t0) =L1.01+1.880.02(105-45) =62.856LkJ/h=0.01746L kW取干燥器的热损失为有效耗热量Q2+Q3的15%，即 QL=0.15(Q2+Q3) =0.15(54.94+16.43) =10.7055kW将上面各值代入式Q=QP=Q1+Q2+Q

17、3+QL中，便可解得空气耗用量，即0.01746L=8.6710-3L+54.94+16.43+10.7055解得：L=9337.37kg绝干气/h由式L=WH2-H1可求得空气离开干燥器的湿度H2,即H2=0.0281kg水/kg绝干气2.1.4预热器的热负荷和加热蒸汽消耗量QP=L1.01+1.88H0t1-t0=9337.371.01+1.880.02(105-45) =.73kJ/h=163.03kW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=QPr0.85=.50.85=322

18、.88kg/h干燥器的热效率为h=Q1QP100%=8.6710-39337.37163.03100%=49.66%2.2 干燥器的设计2.2.1 流化速度的确定 1.临界流化速度umf的计算在105下空气的有关参数为密度=0.935kg/m3，黏度=2.21510-5Pas，导热系数=3.24210-2W/m。Ar=d3(s-)g2=(0.1510-3)3(1200-0.935)0.9359.81(2.21510-5)2=75.657式中：Ar阿基米德数d颗粒直径，m s绝干物料的密度，kg/m3取球形颗粒床层在临界流化点mf=0.4，由mf和Ar值查图6-10得Lymf=1.5810-6临

19、界流化速度由式（6-16）计算，即umf=3LymfSg2=31.5810-62.21510-512009.810.9352 =0.m/s2.颗粒带出速度ut由=1及Ar值查图（6-10）得Lyt=0.3566带出速度由式（6-17）计算，即ut=3LytgS2=30.33562.21510-512009.810.9352 =0.4738m/s3.操作流化速度u取操作流化速度为0.7ut，即u=0.70.4738=0.3316m/s2.2.2 流化床层底面积的计算1.干燥第一阶段所需底面积A1由式（6-25）计算，即aZ0=(1.01+1.88H0)(1.01+1.88H0)A1(t1-tw1

20、)GC(X1-X2)rtw-1式中：Z0静止时床层厚度，m干空气的质量流速，kg绝干气/(m2s) a流化床层的体积传热系数或热容量系数，kW/(m3s) a静止时床层的比表面积，m2/m3 式中有关参数计算如下：取静止床层厚度Z0=0.1m，干空气的质量流速取为u，即=u=0.9350.33166=0.kg/(m2s)a=6(1-0)dm=6(1-0.4)0.1510-3=24000m2/m3式中：0静止床层的空隙率 dm颗粒平均直径，mRe=dmu=0.1510-30.9350.21510-5=2.1=410-3dmRe1.5=410-30.1510-32.11.5=2.6309W/(m3

21、) 流化床的对流传热系数，kW/(m3s) a=2.630924000=63141.6W/(m3)由于dm=0.15mm1055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 V2=L(0.772+1.244H0)t2+ =9337.37(0.772+1.2440.02)74.8+ =9479.47m3/h查旋风分离器性能参数表（常用

22、化工单元设备设计6第二版206页）后选择CLP/B-9.4型旋风分离器，采用最常用的标准切线进口。综上：本次设计所选气固分离器为CLP/B-9.4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图2-1 旋风分离器简图由p=p1.2 估算压力损失为=584.2-1694.2Pa2.3.3供料装置根据物料性质（散粒状）和生产能力（1

23、527.78kg/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）、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，使用范围广，但在结

24、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=0.15mm，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300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，

25、也不宜采用。综上，我们选用星型供料装置，如下图所示： 图2-2 星型加料器 物料供料量 V=GC=1451.39400=3.63m3/h计算星型加料器每转加料量为3.631036024=2.52L/r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 电机 转速 工作温度 质量 主要尺寸：A-280,B-240,C-180,H-280,F-140,E-530,n-d-2.3.4除尘设备由于对于粒径小于5m的细粉在旋风分离器内的除尘效果较差，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

26、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；处理气体量范围大，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范围内变化，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。目前应用最多的袋滤器有两种形式，一种为电磁脉冲反吹式袋滤器，另一种为机械回转反吹式袋滤器。两种袋滤器各有优缺点，脉冲

27、式可以自动控制反吹周期及反吹时间，但反吹量较少，如果滤袋较长时，末端的反吹效果不佳。机械回转反吹量较大，反吹效果较好，但对系统有一定影响，使系统压力波动。综合以上优缺点，我们选用具有自动控制的脉冲袋滤器。参考常用化工单元设备设计6212-213页知，对于脉冲袋滤器 6式中 ：所需过滤面积，； 含尘气体处理量，； 过滤风速，。对于脉冲振打 u=3.04.0m/min=180.0240.0m/h 已知含尘气体处理量Q=V2=9479.47m3/h F=9479.47180240=52.6639.5 查表后选用DMC-48型脉冲袋滤器 2.3.5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

28、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内流动，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内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。两种加热器操作压力范围一般为0.03-1.6MPa，被加热的空气温度在140 以下，迎面气速为，最高不超过。对于此次设计任务来说，操作压力为，被加热空气最高温度为，符合加热器操作范围要求。从蒸汽性能表中查得，当蒸汽压力时，饱和蒸汽温度。空气平

29、均温度,此时空气密度。参考干燥装置设计手册2303-307页，根据其中蒸汽加热器性能规格表12-1，初选型号为，单元组件的散热面积，通风净截面积，受风面积确定空气从45升至105所需热量 Q=Vcpt1-t2=8667.261.01451.017+1.0022105-45=.1kJ/h实际风速：u=V13600Af=8667.0.45=5.35m/s空气的质量流速：ur=u=5.351.0145=5.43m/s根据所查公式求排管的传热系数K：K=51.5(ur)0.510=51.55.430.510=122.05kJ/m2h传热温差：所需传热面积A：AC=QKtm=.1122.0563.76=

30、68.44m2所需单元排管数n：n=ACAa=68.4428.59=2.39实际选取3组，总传热面积性能校核 迎面风速us=V1AS=8667.260.723600=3.34m/s 2.5mus=3.34m/s，故合适。 传热面积安全系数AAC=86.7768.44=1.27加热空气侧总阻力 p=30.21ur=30.215.43=3.42mmH2O=33.54PaSRZ型换热器结构如下图所示：图2-3 SRZ型换热器SRZ型换热器：这种形式的传热单元组件是顺空气流向的三排交叉排列螺旋翅片管束组成，其翅片管均用21mm2mm无缝钢管绕制上15mm0.5mm的皱褶钢带而成，呈螺旋状，片距有5mm

31、、6mm、8mm三种共38种规格，为了消除翅片与管子接触处的间隙，绕片之后进行热镀锌。采用这种加工工艺的散热排管，翅片与管子紧密接触，热阻小，传热性能良好，稳定并且耐腐蚀。2.3.6 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6616.82m3/h查相关资料9知，无锡市宏嘉净化设备有限公司生产的Z

32、KL180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：表2-2 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1500.4-0.62.3.7 管路计算及管道选择空气流动适宜流速为1520m/s，取流速u=20m/s计算空气入口管路管径：V1=8667.26m3/h V1=4d2u故d=4V1u=48

33、667.26360020=0.391m=391mm选用管路管径，材质为不锈钢，壁厚。计算空气出口管路管径： V2=9479.48m3/hd=4V1u=49479.48203600=0.409m=409mm选用400mm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：已知饱和蒸汽为400kPa，温度为143.4，查表知=2.1618kg/m3，流量Wh=246.5khg/h。d=4Wh3600u=4246.536002.161830=0.0367m=36.7mm查表知选取无缝钢管为输送管道外径为57mm，壁厚3.5mm，

34、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243.4，查表知其密度水=923.006kg/m3，冷凝水在管道中适宜流速为0.080.15m/s，u=0.15m/s。d=4Wh3600u=4923.0060.15=32.1mm查表知选取有缝钢管为输送管道，外径为40mm，壁厚为3.5mm，材质为碳钢。2.3.8干燥器主体材质的选择由于干燥器需要与湿物料接触，长期使用易导致壳体生锈，壳层变薄，影响干燥器的使用性能，缩短干燥器的使用寿命，因此，干燥器中与物料接触的主壳体应使用不锈钢材料，防止生锈。查得奥式体型0Cr18Ni9不锈钢（化工设备用钢8360页）广泛使用

35、，适用于一般化工设备，因此本次设计选用此种型号不锈钢。干燥器采用微负压操作，接近常压，选取5mm壁厚即可。干燥器中不与物料接触的部分如壳体外部的螺栓、螺母采用造价较低的碳钢，支脚采用槽钢，而不使用造价较高的不锈钢。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

36、质耗用量增加。出口温度升高使平均传热推动力增大；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：J=Gd

37、+Gh+Gp Gd干燥设备投资折旧费，万元/年；Gh空气年预热费用，万元/年；Gp风机年运转费用，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：式中： 干燥器体积，；设备年折旧率，；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

38、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。2.1.3 空气年预热费用Gh 若干燥介质温度低于160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：式中：饱和水蒸气的流量，kg/h； 年工作时间，h； 饱和水蒸气的价格，一般可取160200/吨。2.1.4风机年运转费用GP 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:若干燥系统的阻力

39、较大或防止干燥器中干燥介质中干燥介质向外泄露，使干燥器内产生一定的负压，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：式中:Qhs，Qhp送风机，排风机的风量，m3/h；0.0004经验比例系数。2.2 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。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

40、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，H2），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=At。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。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L，空气进出干燥器时的湿度为H1,H2。湿物料进出干燥器时的干基含水量为X1,

41、X2湿物料进出干燥器时的流量G1,G2,W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：LH1+GCX1=LH2+GCX2 GC=G11-1 X1=11-1 X2=21-2 W=GCX1-X2 L=WH2-H1式中： L绝干空气的消耗量，kg绝干空气/s； H1，H2空气进出干燥器时的湿度，kg/kg绝干气； X1，X2湿物料进出干燥器时的干基含水量，kg水分/kg干料； G1,G2湿物料进出干燥器时的流量，kg物料/s； W单位时间内水分的蒸发量，kg/s； GC单位时间内绝干物料的流量，kg/s。图2.3对如图所示干燥装置作热量衡算，则得在本设计中的干燥器没有补充热量，故Qd=0

42、，所以，干燥器中的热量衡算可表达为：Q=QP=Qw+Qm+Ql+Ql (b)由上式得加入干燥系统的的热量QP用于以下四个方面：以Qw汽化水分，以Qm加热物料，以Ql补偿设备的热损失，以Ql加热空气。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L代入H2=WL-H1;解得H2。2.2.4 预热器热负荷及加热蒸

43、汽消耗量由分析的预热器的热消耗量QP为：QP=L(1.01+1.88H0)t1-t0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TS，冷凝热r。取热损失为有效传热量的15%，则有QP=(1-0.15)Whr；即蒸汽消耗量为Wh=QP/0.85r。 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23007000kW/(m3s)之间，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： 1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

44、的密度，流化床的对流传数， =410-3dmRe1.5kW/(m3s)流化床层的体积传热系数或热容量系数，a=akW/(m3s)由于dm=0.150.9对a校正（c=0.11）得:a=0.11a。2.2.6 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t1和t2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tm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t

45、w，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：（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XC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：QC2=GCXC-X2rP+(GC(XC-X2)4.187+GCCS)(2-tw)（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=aVt，得到V1

46、，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=32.13 万元 ,空气预热费Gh=28.78 万元 ,风机运转费Gp=3.52 万元总费用最少值J=64.42 万元 最佳出口温度t2=70.80相应的费用-温度图如下：附录优化程序#include#include#includefloat G1=1527.78,G2,Gc,Wh,W,Ps=1

47、200,Pb=400,Pj=0.935,Cs=1.20,Xc=0.013,X=0,X1,X2,W1=0.05,W2=0.0008,dm=1.5e-4,H0=0.020,H1=0.020,H2,t0=45,t1=105,t2,tw=39.8,O1=30,O2=63.87,e0=0.4,e1=1,r=2401.56;/*rw为离开干燥器时出口湿球温度时饱和水蒸气潜热 r为预热器中饱和水蒸气的潜热 tw为*/ float zfy(float i); float powx(int x);/*10的-x次方*/ float happy1 (float Ar);/*=1,由阿基米德数Ar查李森科数Ly*/ float happy (float Ar); /*=0.4,由阿基米德数Ar查李森科数Ly*/ void main(void) printf(*n); int i,j;double temp,m30,min=999.999;for(t2=tw+20,i=0;t2tw+50,i30;t2+=1.0,i+)mi=zfy(t2); printf(总费用值=%3.2f 万元 出口温度t2=%3