气流和单层硫化床联合干燥装置设计-毕业论文.doc

广西科技大学

化工原理课程设计说明书

课题名称：气流和单层硫化床联合干燥装置设计
指导教师： 罗建平
班 级： 卓越化工121
姓 名：
学 号：
成绩评定：
指导教师：
（签字）

年 月 日

化工原理课程设计任务书
(干燥装置设计)
（一） 设计题目：气流和单层流化床联合干燥装置设计
（二） 设计任务及操作条件
1．用于散颗粒状药品干燥
2．生产能力：处理（13000+200*38）=20600 Kg/h 物料含水率（湿基）22% ，气流干燥器中干燥至10%，再在单层流化床干燥器中干燥至0.5%（湿基）。
3．进料温度20℃，离开流化床干燥器的温度120℃。
4．颗粒直径：
平均直径dm=0.3mm
最大粒径d max=0.5mm
最小粒径d min=0.1mm
5．干燥介质：烟道气（性质与空气同）。
初始湿度：H0 ＝0.01 kg水/kg绝干气
入口温度：t1=800℃
废气温度：t2=125℃（两种干燥器出口温度相同）
6．操作压力：常压 （101.3 kPa）
7．年生产日330 天，连续操作24 小时/天。
8．厂址：柳州地区
（三） 设计内容
1. 干燥流程的确定及说明.
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、供风装置、供料器）。
4. A3 图纸2 张： 带控制点的工艺流程图
主体设备图
（四） 设计基础数据
1． 被干燥物料：
颗粒密度：ρs =2000 kg/m3
干物料比热容：Cs =0.712kJ/kg.℃
假设物料中除去的全部为非结合水。
2． 分布板孔径：d0 = 5mm
3． 流化床干燥器卸料口直接接近分布板
4． 干燥介质的物性常数可按125℃的空气查取
5． 干燥装置热损失为有效传热量的15%

目录
一．设计方案简介 1
1.1气流干燥 1
1.2 气流干燥器的特点 1
1.3 气流干燥器的适用范围 2
1.4 流化床干燥器 2
1.5 流化床干燥器的特点 3
1.6 气流-流化床组合式干燥器 4
1.7 干燥器选形时应考虑的因素 4
1.8 气流、流化床干燥器联合干燥器的选定 5
二．工艺流程草图及说明 5
2.1 工艺流程草图 5
2.2工艺流程草图说明 6
三.气流干燥器的设计计算 7
3.1 物料衡算 7
3.1.1水分蒸发量W 7
3.1.2气流干燥器的产品量G2 7
3.1.3绝干物料量Gc 8
3.1.4物料的干基湿含量 8
3.1.5 空气的用量L 8
3.2热量衡算 8
3.2.1物料在气流干燥室的出口温度tm2,空气的出口湿含量H2 8
3.2.2热损失q1 10
3.2.3物料升温所需要的热量qm 10
3.2.4 总热量消耗Q 10
3.3气流干燥管直径D的计算 10
3.3.1最大颗粒的沉降速度ufmax 10
3.3.2干燥管内的平均操作气速ua 11
3.3.3干燥管的直径D 11
3.4气流干燥管的长度Y 12
3.4.1物料干燥所需的总热量Q 12
3.4.2 平均传热温差Δtm 12
3.4.3 表面给热系数α 13
3.4.4 气流干燥管的长度Y 13
3.5 气流干燥管压降的计算 13
3.5.1 气、固相与管壁的摩擦损失 △P1 13
3.5.2 克服位能提高所需的压降ΔP2 14
3.5.3 局部阻力损失ΔP3 14
3.5.4 总压降ΔP 14
四．单层圆筒流化床的设计计算 14
4.1 物料衡算 15
4.1.1 流化床干燥器中水分蒸发量W 15
4.1.2 流化床干燥器的产品产量G3 15
4.1.3 绝干物料量Gc 15
4.1.4 物料的最终干基湿含量X3 15
4.2 热量衡算 16
4.2.1 水分蒸发所需热量Q1 16
4.2.2 干物料升温所需热量Q2 16
4.2.3 干燥器中所需热量Q′ 16
4.2.4 热损失Q3 16
4.2.5 干燥过程所需总热量Q 16
4.2.6 干空气用量L 16
4.2.7 最终废气湿含量H3 16
4.3 最小颗粒的逸出速度ut 17
4.4床层直径D′的确定 17
4.5扩大段直径D2′的确定 18
4.6 分离段直径D1′的确定 18
4.7流化床干燥器总高度Z的确定 18
4.7.1流化床床层高度Zf 18
4.7.2 分离段高度Z1 19
4.7.3 扩大段高度Z2 19
4.7.4 总高Z 19
4.8 颗粒在流化床中的平均停留时间 19
4.9 流化床的分布板 19
4.9.1选用侧流式分布板（侧流式锥帽分布板） 19
五．主要附属设备的选型与计算 20
5.1空气预热器 20
5.1.1 饱和蒸汽温度 20
5.1.2 空气的平均温度 20
5.1.3 初步选型 20
5.1.4空气从t0升到t1所需热量 21
5.1.5实际风速和空气的质量流速 21
5.1.6 排管的传热系数 21
5.1.7 传热温差 21
5.1.8 所需传热面积 21
5.1.9 所需的单元排管数 21
5.1.10 性能校核 21
5.2 风机 22
5.3 旋风分离器 23
5.4 供料器 24
六． 设计计算结果汇总表 24
6.1气流干燥器设计计算结果汇总表 24
6.2单层流化床干燥器设计计算结果汇总 25
七．设计评述 26
八．参考文献 27
九．主要符号说明 28
十．附图(见后) 30

一．设计方案简介
1.1气流干燥
气流干燥器一般由空气滤清器、热交换器、干燥管、加料管、旋风分离器、出料器及除尘器等组成。
直管气流干燥器为最普遍的一种。它的工作原理是：物料通过给料器从干燥管的下端进入后，被下方送来的热空气向上吹起，热空气和物料在向上运动中进行充分接触并作剧烈的相对运动，进行传热和传质，从而达到干燥的目的。干燥后的产品从干燥管顶部送出，经旋风分离器回收夹带的粉末产品，而废气便经排气管排入大气中。为了使制品的含水量均匀以及供料连续均匀,在干燥管的出口处常装有测定温度的装置。直管气流干燥器分单管式和双管式两种型号。
旋风分离器是最常用的气固分离设备。对于颗粒直径大于5微米的含尘气体，其分离效率较高，压降一般为1000～2000 Pa。旋风分离器的种类很多，各种类型的旋风分离器的结构尺寸都有一定的比例关系，通常以圆柱直径的若干倍数表示。

1.鼓风机；2.预热器；3.夹套；4.加料器；5.气流干燥管；6.旋风分离器；7.抽气机

1.2 气流干燥器的特点
①　 干燥强度大。由于气流的速度高，湿物料又处于分散和悬浮于热气流中，气、固相接触面积大，强化了传热、传质过程，使物料在干燥管内仅需要极短的时间即可到达干燥的要求。故可用于干燥热敏性物料。
②　 干燥处理量大，热效率高。
③　 结构简单，装卸方便，占地面积小。
④　 在干燥的同时，对物料有破碎作用，因而对粉尘的回收要求较高，否则物料损失大，还会污染环境。
⑤　 干燥产品磨损较大。物料一般难以保持干燥前的结晶形式和光泽。

1.3 气流干燥器的适用范围
1) 物料状态 气流干燥以粉状或颗粒状物料为主，其颗粒直径一般为0.5~0.7mm以下，至多不超过1mm。对于块状、膏状或泥状物料，应选用带粉碎机、分散器或搅拌器等类型的气流干燥器，使物料的干燥和破碎或分散同时进行，也使干燥过程得到强化。气流干燥中的高速气流易使物料被破碎、磨损，而因气流干燥不适用于需要完整的结晶形状和光泽的物料。极易吸附在干燥管上的物料不适宜采用气流干燥。对于有毒或粒度过细物料亦不宜采用气流干燥。
2) 湿分状态 由于气流干燥的操作气速高，气-固两相的接触时间短，因此气流干燥一般仅适用于进行物料表面蒸发的恒速干燥过程，物料中的水分应以湿润水、孔隙小或较粗管径的毛细管水为主，此时，可获得湿分低达0.3%~0.5%的干燥产品。对于吸附性或细胞质物料，若采用气流干燥，很难将其干燥到湿分2%~3%以下。对于湿分在物料内部的迁移以扩散控制为主的湿物料，气流干燥一般不适用。

1.4 流化床干燥器
流化床干燥过程是散状物料被置于孔板上，并由其下部输送气体，引起物料颗粒在气体分布板上运动，在气流中呈悬浮状态，产生物料颗粒与气体的混合底层，犹如液体沸腾一样。在流化床干燥器中物料颗粒在此混合底层中与气体充分接触，进行物料与气体之间的热传 递与水分传递.典型的流化床干燥器有一个锥形反应室，热空气从底部进入，通过物料层，再从顶部排出。
如图所示为典型单层圆筒流化床干燥装置示意图。

1.5 流化床干燥器的特点
优点：
（1）床层温度均匀，体积传热系数大（2300~7000W /m3·℃）。生产能力大，可在小装置中处理大量的物料。
（2）由于气固相间激烈的混合和分散以及两者间快速的给热，使物料床层温度均一且易于调节，为得到干燥均一的产品提供了良好的外部条件。
（3）物料干燥速度大，在干燥器中停留时间短，所以适用于某些热敏性物料的干燥。
（4）物料在床内的停留时间可根据工艺要求任意调节，故对难干燥或要求干燥产品含湿量低的过程非常适用。
（5）设备结构简单，造价低，可动部件少，便于制造、操作和维修。
（6）在同一设备内，既可进行连续操作，又可进行间歇操作。
缺点：
（1）床层内物料返混严重，对单级式连续干燥器，物料在设备内停留时间不均匀，有可能使部分未干燥的物料随着产品一起排出床层外。

（2）一般不适用于易粘结或结块、含湿量过高物料的干燥，因为容易发生物料粘结到设备壁面上或堵床现象。
（3）对被干燥物料的粒度有一定限制，一般要求不小于30mm、不大于6mm。
（4）对产品外观要求严格的物料不宜采用。干燥贵重和有毒的物料时，对回收装量要求苛刻。
（5）不适用于易粘结获结块的物料

1.6 气流-流化床组合式干燥器
这种组合式干燥器是以快速的气流干燥器作为预干燥器，流化床干燥器为终了干燥器。由于流化床干燥器停留时间的随意性，故可得到含水量较低的产品。利用该类组合式干燥器，可干燥聚氯乙稀、香料、医药制品以及建筑材料（如石墨）等。通常气流 流化床组合式干燥器可分为气流 锥形流化床组合式干燥器和气流 卧式多室流化床组合式干燥器。下图是标准的干燥聚氯乙烯的气流—卧式多室组合式干燥装置。湿物料由螺旋加料器送入气流干燥器，脱水干燥后经中间漏斗连续地投入流化床内。干燥了的产品通过流化床出口的旋转活门，连续地送到下一工序。随流化床排气夹带出去的PVC粉尘，由旋风分离器和袋式过滤器捕集后，返回流化床内，与未干燥的物料混合重新进行干燥。这种组合式的干燥器尽管跟我们的课题有点偏差，可是我们一样能够用心的去研究它们的优点，我们可以在原有的技术上加以改进，转换为我们所需要的组合式干燥装置。

1.7 干燥器选形时应考虑的因素
（1）物料性能及干燥持性 其中包括物料形态片状、纤维状、粒状、液态、膏状等)、物理性质(密度、粒度分布、粘附性）、干燥特性（热敏性、变形、开裂等)、物料与水分的结合方式等因素。
（2）对干燥产品质量的要求及生产能力 其中包括对干燥产品特殊的要求(如保持产品特有的香味及卫生要求)；生产能力不同，干燥设备也不尽相同。
（3）湿物料含湿量的波动情况及干燥前的脱水 应尽量避免供给干燥器湿物料的含湿量有较大的波动，因为湿含量的波动不仅使操作难以控制面影响产品质量，而且还会影响热效率，对含湿量高的物料，应尽可能在干燥前用机械方法进行脱水，以减小干燥器除湿的热负荷。机械脱水的操作费用要比干燥去水低廉的多，经济上力求成少投资及操作费用。
（4）操作方便．劳动条件好。
（5）适应建厂地区的外部条件(如气象、热源、场地)，做到因地制宜

1.8 气流、流化床干燥器联合干燥器的选定

气流干燥有他自身的优点，如气固相接触时间短，可以采用较高的进口气体温度，因而提高了热效率等。与气流干燥相相比较，流化床干燥器操作器速低，故气流压降低，物料和设备的磨损较小，且气流只夹带少量粉尘，不像气流干燥那样全部物料都由旋风分离器收集，减轻了分离器的负荷；颗粒在干燥器内停留时间较长，且热气体和物料错流接触（卧式多室）或逆流接触（多层式），故干燥后最终的含水率较低，但对于热敏性物料，必须严格控制床层内温度，使之不超过容许温度。
综上所述，对粉状或颗粒状物料，使用气流干燥器或流化床干燥器各有其优缺点，我们应该扬长避短，从分发挥各自干燥器的优点，利用各种能够利用的技术尽量回避其不足的地方。因此我们可以采用气流-流化床联合干燥装置来干燥我们所要干燥的物料。

二．工艺流程草图及说明
2.1 工艺流程草图

2.2工艺流程草图说明
对于一些热敏性、黏性小的、多孔性的粉末状物料，其干燥过程可看作是一种非结合水分的干燥，即经历表面气化及内部扩散的不同控制阶段，为此在干燥过程中采用二级装置。第一级作为表面水分气化，可利用气流的瞬时干燥即采用快速干燥设备-气流干燥器，这时干燥强度取决于引入的热量，通过加大风量和温度，使较高的湿含量能瞬间地降到临界湿含量附近。第二级作为内部水分扩散，以降低风速和延长停留时间为宜，即采用流化床干燥器，使湿含量达到最终干燥的要求。

三.气流干燥器的设计计算

3.1 物料衡算
3.1.1水分蒸发量W

G1=（13000+200X38）=20600Kg/h

式中，ω1——物料最初的含水率
ω2——气流干燥器出口物料的含水率
G1——物料处理量，kg/h
3.1.2气流干燥器的产品量G2

3.1.3绝干物料量Gc

3.1.4物料的干基湿含量

式中，X1——物料最初的湿含量
X2——气流干燥器出口物料的含水率
3.1.5 空气的用量L

式中：H1、H2—空气进出气流干燥管得湿含量，kg/kg干空气

又有空气进入预热器的相对湿度为φ0=75%，温度为t0=20.7℃，在此条件下，水的 饱和蒸汽压为Ps=2468.5 Pa， 总压为P=101.3 kPa
则：H1=H0=
故 ①

3.2热量衡算
3.2.1物料在气流干燥室的出口温度tm2,空气的出口湿含量H2
L( I1 -I2 ) = G2 ( I1′I2′) ②
式中：
I1 、I2——进出气流干燥室的空气的焓，kJ/kg
I1′、I2′——进出气流干燥室的物料的焓, kJ/kg
其中：
③

设绝干物料的比容为Cs ,空气的比容为Cw
Cs=0.712 kJ/（kg·℃） 查得在t2=125℃下
Cw=CH=1.01+1.88×0.01=1.0288 KJ/(kg·K)=0.0038 KJ/（Kg·℃）
则：I1′=（Cs + CwX1）tm1
=(0712+0.0038×0.2821)*20
=14.261kJ/kg
I2′=（Cs + CwX2）tm2
=(0.712+0.0038×0.1111) tm2
=0.712 tm2
将以上I1 、I2、I1′、I2′代入②式，得

整理得： ④

所以根据④式得 H2=0.32kg/kg
则根据①式得 L1=8860.3kg/kg
I2=26.25+2725×0.32=998.25KJ/Kg
I,2=0.72×110=78.32KJ/Kg

3.2.2热损失q1
据柳州地区年平均温度t0=20.7℃，H0=0.01kg/kg,
得 I0 =（1.01+1.88 H0）t0+2490 H0
= (1.01+1.88 × 0.01) ×20.7+2490 * 0.01
= 46.196 kJ/kg
在湿焓图上，
空气最初的状态点为（H0 , I0）=(0.01, 46.196)
空气在预热器进口的状态点为（H1 , I1）=(0.01, 847.94)
空气在预热器出口的状态点为（H2 , I2）=（0.32，998.25）
则绝热干燥过程单位热量消耗q′为

实际干燥过程的热损失为： q1=15% q′=387.9 kJ/kg水

3.2.3物料升温所需要的热量qm

3.2.4 总热量消耗Q
Q= q′ W= (2586.3* 2746.7) / 3600 = 1973.3 kW

3.3气流干燥管直径D的计算

3.3.1最大颗粒的沉降速度ufmax
干燥管内空气的平均物性温度为
在该温度下，空气的密度为 ρ = 0.483 kg/m3, 黏度为 μ = 3.496*10-5 Pa·s
对于最大颗粒：

根据式 得 Remax = 23.6
故

3.3.2干燥管内的平均操作气速ua
取ua为最大颗粒沉降速度的4倍，
即 , 圆整后取平均操作气速 ua=14 m/s

3.3.3干燥管的直径D
干燥管内空气的平均温度为462.5 ℃，平均湿度为
则平均湿比容
气流干燥管内的湿空气的平均体积流量Vg为：

故 气流干燥管的直径D为：

圆整后取 D = 800 mm

3.4气流干燥管的长度Y
3.4.1物料干燥所需的总热量Q
就真个干燥器而言，输入的热量之和等于输出的热量之和，即：

式中：Cs——干物料的比热容，kJ/(kg·℃)
C1——水在tm1温度下的比热容，kJ/(kg·℃)
qp——预热器内加入的热量，kJ/（kg水）
qd——干燥器内补充的热量，kJ/（kg水）
q1——损失于周围的热量， kJ/（kg水）
整理得： ⑤
其中：qm=374.861kJ/（kg水）,q1=387.9 kJ/（kg水）
查得 C1=4.187 kJ/（kg℃）
则⑤式得：
故总热量Q=qW=3445.53* 2746.7=8968774.701 kJ/h =2491.33 kW
3.4.2 平均传热温差Δtm

式中：t1——空气进口温度，℃ t2——空气出口温度，℃
tm1——物料进口温度，℃ tm2——物料出口温度，℃
3.4.3 表面给热系数α
对于平均直径为dm=0.3mm的颗粒：

根据 求得 Re=7.4
故
则
查得 在空气的平均温度462.5℃下，空气的导热系数为λ=0.056 W/(m·℃)
则
3.4.4 气流干燥管的长度Y
由于
故
圆整后取气流干燥管的有效长度为 Y = 6m

3.5 气流干燥管压降的计算
3.5.1 气、固相与管壁的摩擦损失 △P1

式中：f——干燥管的摩擦系数
ρas——干燥管内气、固相的混合密度，kg/m3,
其中： D=0.8m，ua=14 m/s, Y=6m
在125℃下，空气的密度为 ρa=0.887 kg/m3； 干燥管气流中的颗粒的密度为
则
雷诺数
故摩擦系数
故
3.5.2 克服位能提高所需的压降ΔP2

式中：Y——气流干燥管的有效长度，m
3.5.3 局部阻力损失ΔP3
据相关资料叙述，此压降一般在1000～1500 Pa 之间，取ΔP3 = 1300 Pa
3.5.4 总压降ΔP
根据以上计算，气流干燥管的总压降为：ΔP=ΔP1+ΔP2+ΔP3= 40+35.088+1300=1375.1 Pa

四．单层圆筒流化床的设计计算

4.1 物料衡算
4.1.1 流化床干燥器中水分蒸发量W

式中：G2 ——气流干燥器的产量、流化床干燥器的进料量，kg/h
ω2 ——流化床干燥器进口的物料湿含量
ω3 ——流化床干燥器出口的物料湿含量
4.1.2 流化床干燥器的产品产量G3

4.1.3 绝干物料量Gc

4.1.4 物料的最终干基湿含量X3

4.2 热量衡算
4.2.1 水分蒸发所需热量Q1

式中：C14.187 kJ/（kg水）
则：
4.2.2 干物料升温所需热量Q2

4.2.3 干燥器中所需热量Q′

4.2.4 热损失Q3

4.2.5 干燥过程所需总热量Q

4.2.6 干空气用量L
空气经过干燥器，温度从t1=800℃变成t2=125℃，
则：
4.2.7 最终废气湿含量H3
由
得
4.3 最小颗粒的逸出速度ut
对于最小颗粒dmin=0.1mm,由上文可知，在平均温度462.5℃下，空气的ρa = 0.483kg/m3, μa= 3.496*10-5 Pa·s
所以
根据式 得 Remin= 0.31
故
4.4床层直径D′的确定
根据相关资料的实验结果，适宜的空床气速为1.2～1.4 m/s，现取u=1.2 m/s 进行计算。
在125℃下，湿空气的比容和体积流量V分别为：

流化床床层的横截面积A为：

因此，床层的直径为：

圆整后取实际床层直径为Ф1800mm

4.5扩大段直径D2′的确定

则实际扩大段的直径为Ф4100mm
4.6 分离段直径D1′的确定
在125℃下，空气的密度ρa = 0.887kg/m3, 黏度μa= 2.31*10-5 Pa·s
对于平均直径dm=0.3mm的产品颗粒：

根据式 得 Rem= 48.3
故
分离段直径为

4.7流化床干燥器总高度Z的确定
4.7.1流化床床层高度Zf
颗粒在任意充填时，固定床空隙率在0.36至0.4之间，取固定床孔隙率=0.40，
（1）固定床的空隙率为
颗粒的堆积密度可取ρb = 0.6ρs = 1200 kg/m3
(2) 对于平均直径dm=0.3mm的物料颗粒：
上文计算得Ar=905.8
则流化床的空隙率为：

（3）取静止床的高度H0′=150mm,则流化床床层高度为：

4.7.2 分离段高度Z1
由分离段颗粒的沉降速度u1 =4.22m/s, D1′= 0.92m, 查得：Z1/D1′=1.8，
则 Z1=1.656m
4.7.3 扩大段高度Z2
根据相关资料知,扩大段直径近似等于扩大段高度，故取Z2=4.1m
4.7.4 总高Z
Z = Zf + Z1 + Z2 = 0.466 + 1.656+ 4.1 = 6.222m
4.8 颗粒在流化床中的平均停留时间

4.9 流化床的分布板
4.9.1选用侧流式分布板（侧流式锥帽分布板）
4.9.2分布板的孔数
分布板才有单层多孔布气板且取分布板的压力降为床层压降的15%，则：
=0.15=0.15H0(1-)()g
=0.15*0.15*（1-0.4）*（2000-0.887）*9.8=264.48Pa
取分布板的阻力系数=2，则气体通过筛孔速度
u===17.27m/s
干燥介质热空气的体积流量为
Vs=L=
=4820.23m3/h=1.34m3/s
分布板孔径为d0=5mm,则总筛孔数为

n0===3977个

4.9.3 分布板开孔率的确定
分布板的实际开孔率为
===0.0329
即分布板的实际开孔率为3.29%

五．主要附属设备的选型与计算
5.1空气预热器
已知：初始风温度t0=20℃，干燥器进口风温度t1=800℃
空气用量：气流干燥阶段 L1=8860.3 kg/h; 流化床阶段 L2=4214.9kg/h
操作压力为一个大气压
5.1.1 饱和蒸汽温度
从蒸汽性能表中查出，在操作压力下，饱和蒸汽的温度为 tH=100℃
5.1.2 空气的平均温度

则 空气的密度 ρa = 0.517 kg/m3
5.1.3 初步选型
根据蒸汽加热器性能规格表，初步选型为 SRZ10*7D，单元组件的散热面积 Aa=28.59m2, 通风净截面积 Af=0.45m2, 受风面积As=AB=717.5*1001*10-6=0.72 m2
5.1.4空气从t0升到t1所需热量
气流干燥阶段：
流化床干燥阶段：
5.1.5实际风速和空气的质量流速
实际风速：
u1 =L1/3600Af = 8860.3/3600*0.45 = 5.47 m/s
u2 =L2/3600Af = 4214.9/3600*0.45 = 2.6m/s

质量流速：
ur1= u1ρ=5.47*0.517=2.83 kg/(m2·s)
ur2= u2ρ=2.6*0.517=1.34kg/(m2·s)
5.1.6 排管的传热系数
K1=51.5(ur1)0.51 = 51.1*2.830.510 = 87.54kJ/(m2·h·℃)
K2=51.5(ur2)0.51 = 51.1*1.340.510 = 59.79 kJ/(m2·h·℃)
5.1.7 传热温差

5.1.8 所需传热面积
气流干燥阶段：
流化床干燥阶段：
5.1.9 所需的单元排管数
气流干燥阶段：
实际选4组，总传热面积A1=4*28.59=114.36m2
流化床干燥阶段：
实际选3组，总传热面积为A2=3*28.59=85.77m2
5.1.10 性能校核
迎面风速：
气流干燥阶段：us1 = L1/AS = 8860.3/(0.72*3600 )= 3.42 m/s
流化床干燥阶段：us2 = L2/AS = 4214.9/(0.72*3600) = 1.63 m/s
（1）气流干燥阶段：2.5m/s< us1=3.42m/s<3.8m/s, 适合
（2）流化床干燥阶段：us2=1.63<2.5m/s, 不合适
则应选用型号为SRZ5*5D较为合适， AS′=497*507*10-6=0.25m2
us2 = L2/ AS′ = 4214.9/(0.25*3600) = 4.68 m/s
5.2 风机
考虑到我们整个操作流程的工作压力是常压，我选用前送后抽式风机。用两台风机分别安装在空气加热器前和气固分离器后，前台为送风机，后台为抽风机，调节前后压力，可使干燥室处于略微负压下操作，整个系统与外界压力差很小。这满足了我们的工艺要求。
气流干燥阶段的风量为：

流化床阶段的风量为：

根据风量大小，取风机的气风压力为1000Pa
根据离心风机的选型条件，气流干燥阶段选择4-72No.6A的风机，转速1450r/min, 电机功率4kW; 流化床干燥阶段可选用4-72No.3.6A的风机，转速2900r/min, 电机功率3kW.
机号
(№)
转速
(r/min)
功率
(kW-P)
流量
(m3/h)
全压 
(Pa)
2.5A
2900
0.75-2
805-1677
792-483
2.8A
2900
1.5-2
1131-2356
994-606
3.2A
2900
2.2-2
1688-3517
1300-792
1450
1.1-4
844-1758
324-198
3.6A
2900
3-2
2664-5268
1578-989
1450
1.1-4
1332-2634
393-247
4A
2900
5.5-2
4012-7419
2014-1320
1450
1.1-4
2006-3709
501-329
4.5A
2900
7.5-2
5712-10562
2554-1673
1450
1.1-4
2856-5281
634-416
5A
2900
15-2
7728-15455
3187-2019
1450
2.2-4
3864-7728
790-502
5.6A
1450
3-4
5428-10857
990-630
6A
1450
4-4
6677-13353
1139-724
960
1.5-6
4420-8841
498-317
7.1A
1450
11-4
12676-20153
1572-1168
960
3-6
8392-13581
689-512
6D
1450
4-4
6677-13353
1139-724
960
1.5-6
4420-8841
498-317
8D
1450
18.5-4
15826-29344
2032-1490
960
5.5-6
10478-19428
887651
730
3.0-8
7968-14773
512-376
10D
1450
55-4
40441-56605
3202-2532
960
18.5-6
26775-37476
1395-1104
730
2.5-8
20360-28497
805-637
12D
960
45-6
46267-64759
2013-1593
730
18.5-8
35182-49244
1160-919

5.3 旋风分离器
根据处理的风量确定各阶段的旋风分离器除尘装置规格为：
气流干燥阶段：型号 XLP/B.8.2, 外型尺寸 1167*1040*4110，重量 374kg
流化床干燥阶段：型号 XLP/B.5.4， 外型尺寸 772*685*2764， 重量 170kg
两台旋风分离器的阻力为：65-95 kg/m2，效率为： 92-96%

5.4 供料器
根据进料量及相关的参数，选择旋转叶轮供料器。
V===10.3m3/h

Ф150（焊接）旋转叶轮供料器的性能：
供料量：12m3/h 规格：Ф200*200
叶轮转速：35r/min 传动方式：链轮直联
设备总重：66kg
电机的性能：型号 JIC561，功率 1kW， 输出转速 35r/min

六． 设计计算结果汇总表
6.1气流干燥器设计计算结果汇总表
计算参数
计算结果
物料处理量G1
20600kg/h
水分蒸发量W
2746.7kg/h
气流干燥器产品量G2
17853.3kg/h
绝干物料量GC
16068kg/h
空气用量L
8860.3kg/h
空气的出口湿含量H2
0.32kg/kg
物料的出口温度tm2
110℃
热损失q1
387.9kJ/kg水
物料升温所需热量qm
374.86kJ/kg水
总热消耗量Q
1973.3kW
干燥管直径D
800mm
干燥管高度Y
6m
操作气速ua
14m/s
干燥管总压降ΔP
1375.1Pa
物料最初湿含量X1
0.2821
出口物料含水率X2
0.1111
空气的进口湿含量H1
0.01kg/kg
进口空气焓I1
847.94kJ/kg
出口空气焓I2
998.25kJ/kg
最大颗粒沉降速度ufmax
3.4m/s
湿空气平均体积流量Vg
23329.17m3/h
物料干燥的总热量Q
2491.33kW

6.2单层流化床干燥器设计计算结果汇总

计算参数
计算结果
水分蒸发量W
1704.6kg/h
干燥器产出量G3
15106.6kg/h
绝干物料量GC
16067.97kg/h
空气用量L
4214.9kg/h
水分蒸发的热量Q1
3859947.4kJ/kg水
物料升温的热量Q2
127115.5kJ/kg水
热损失Q3
598059.4kJ/kg水
总热量消耗Q
4585122.3kJ/kg水
废气湿含量H3
0.72kJ/kg
床层直径D′
1800mm
分离段直径D1
0.92m
流化床层高度Zf
0.466m
分离段高度Z1
1.656m
扩大段直径D2′
4100mm
扩大段高度Z2
4100mm
总高度
6.222m
分布板孔数no
3977
分布板开孔率η
3.29%