流化床干燥器

流化床干燥器 设计说明书

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第一节 概述

将大量固体颗粒悬浮于运动着的流体之中，从而使颗粒具有类似于流体的某些表观特性，这种流固接触状态称为固体流态化。

流化床干燥器就是将流态化技术应用于固体颗粒干燥的一种工业设备，目前在化工、轻工、医学、食品以及建材工业中都得到了广泛应用。

一、 流态化现象

空气流速和床内压降的关系为：

PresB D C sure drop

Fixed FluidizeA E Umf

Velocity

空气流速和床层高度的关系为：

Height 0f bed

C

E Fixed B A

FluidizeD Umf

Velocity

流化床的操作范围：umf ~ut 二、 流化床干燥器的特征

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，一般要求不小于30

m、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。

三、流化床干燥器的形式

1、单层圆筒形流化床干燥器

连续操作的单层流化床干燥器可用于初步干燥大量的物料，特别适用于表面水分的干燥。然而，为了获得均匀的干燥产品，则需延长物料在床层内的停留时间，与此相应的是提高床层高度从而造成较大的压强降。在内部迁移控制干燥阶段，从流化床排出的气体温度较高，干燥产品带出的显热也较大，故干燥器的热效率很低。

2、多层圆筒形流化床干燥器

热空气与物料逆向流动，因而物料在器内停留时间及干燥产品的含湿量比较均匀，最终产品的质量易于控制。由于物料与热空气多次接触，废气中水蒸气的饱和度较高，热利用率得到提高。此种干燥器适用于内部水分迁移控制的物料或产品要求含湿量很低的场合。

多层圆筒型流化床干燥器结构较复杂，操作不易控制，难以保证各层板上均形成稳定的流比状态以及使物料定量地依次送入下一定。另外，气体通过整个设备的压强降较大，需用较高风压的风机。 3、卧式多室流化床干燥器

与多层流化床干燥器相比，卧式多室流化床干燥器高度较低，结构筒单操作方便，易于控制，流体阻力较小，对各种物料的适应性强，不仅适用于各种难于干燥的粒状物料和热敏性物料，而且已逐步推广到粉状、片状等物料的干燥，干燥产品含湿量均匀。因而应用非常广泛。

四、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。

五、干燥原理

干燥通常是指将热量加于湿物料并排除挥发湿分（大多数情况下是水），而获得一定湿含量固体产品的过程。湿分以松散的化学结合或以液态溶液存在于固体中，或积集在固体的毛细微结构中。

当湿物料作热力干燥时，以下两种过程相继发生：

过程1．能量（大多数是热量）从周围环境传递至物料表面使湿分蒸发。 过程2．内部湿分传递到物料表面，随之由于上述过程而蒸发。

干燥速率由上述两个过程中较慢的一个速率控制，从周围环境将热能传递到湿物料的方式有对流、传导或辐射。在某些情况下可能是这些传热方式联合作用，工业干燥器在型式和设计上的差别与采用的主要传热方法有关。在大多数情况下，热量先传到湿物料的表面热按后传入物料内部，但是，介电、射频或微波干燥时供应的能量在物料内部产生热量后传至外表面。

整个干燥过程中两个过程相继发生，并先后控制干燥速率。

六、物料的干燥特性

物料中的湿分可能是非结合水或结合水。有两种排除非结合水的方法：蒸发和汽化。当物料表面水分的蒸汽压等于大气压时，发生蒸发。这种现象是在湿分的温度升高到沸点时发生的，物料中出现的即为此种现象。

如果被干燥的物料是热敏性的，那么出现蒸发的温度，即沸点，可由降低压力来降低（真空干燥）。如果压力降至三相点以下，则无液相存在，物料中的湿分被冻结。

在汽化时，干燥是由对流进行的，即热空气掠过物料。降热量传给物料而空气被物料冷却，湿分由物料传入空气，并被带走。在这种情况下，物料表面上的湿分蒸汽压低于大气压，且低于物料中的湿分对应温度的饱和蒸汽压。但大于空气中的蒸汽分压。

第二节 设计任务书

设计一台卧式多室流化床干燥器，用于干燥PVC湿物料。将其湿含量从干燥至（以上均为干基），生产能力（以干燥产品计）2500kg/h。

被干燥物料：

颗粒密度s=1400kg/m3；堆积密度b=700kg/m3；绝干物料比热Cs=kg℃；颗粒平均直径dm=150m；临界湿含量XC=；平衡湿含量X*≈0。 物料静床层高度Z0为0.15m。

干燥装置热损失为有效传热量的15%。

干燥条件确定

1.干燥介质——湿空气，根据成都的年平均气象条件，将空气进预热器温度定为16℃,相对湿度定为84%。

2.干燥介质进入干燥器温度t1=120℃。 3.物料进入干燥器温度：1=20℃

4.干燥介质离开干燥器的相对湿度和2和t2：对气流干燥器，一般要求t2较物料出口温度高10—30℃，或者较出口气体的绝热饱和温度（湿球温度）高20—50℃。

5.热源：饱和蒸汽，压力400kPa。

6.物料出口温度2 ：物料出口温度于许多因素有关，但主要取决于物料的最终湿含量X2、临界湿含量Xc，和内部迁移控制段的传质系数。如果X2Xc，则2tw，若X2Xc，物料的临界湿含量低于 则可用下式计算

X2X)rw2(X2X)CS(t2tw2)(XCX)t22t2tw2rw2(XCX)CS(t2tw)rw2(XCX)CS(t2tw2)。

7.操作压力：常压。

8.设备工作日：每年330天，每天24小时连续运行。

第三节 设计计算

（一） 干燥流程的确定及说明

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67.5℃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120℃后进入干燥器，经过与悬浮物料接触进行传热传质后温度温度降到了73℃。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。

（二） 物料和热量衡算

1. 物料衡算

由给定的任务条件已知，生产能力为2500kg/h(以干燥产品计)，即为

G22500kg/h, 又10.15,20.005. 湿基2X20.0050.005 1X210.005绝干物质质量流率为

GCG2(12)2500(10.005)2487.5kg绝干物质/h干燥器单位时间汽化水分量为

WGC(X1X2)2487.5(0.150.005) 360.69kg/h水在16℃下的饱和蒸汽压为

pS23991.11exp(18.5916)15tw233.8423991.11exp(18.5916)1.826kpa1516233.84

空气湿度为

H00.6220.622psPps0.841.826＝0.00956

101.325－0.841.826绝干气体质量流率为

LW,

H2H1H1H0=,

L360.69H20.00956 (a)

2. 空气和物料出口温度的确定

空气出口温度比出口处湿球温度要高出20—50℃，在这里取35℃。

湿比热容/kJ.(kgH-1 2O.℃1. 35)

2490 湿 湿

2460

湿比体积对温度 H= 汽

汽化潜热对湿度 比 比

2430

化

热 体

2400 潜 积

热

2370

/m

3

饱和比体积对温度 2340

绝热饱和线

2310

2280

2250

0

10

20

30

40

50

60

70

80

90

100

110

120

温度/℃

湿空气的湿度-温度图

由t1120℃，H10.00956查上页湿度图得：tw1=38.0℃ 近似取tw2tw138℃， 则t2383573℃ 设物料离开干燥器的温度2， 因X2XC,而Xc0.05

rw2(XCX)rXCX2X)CS(t2tw2)w2(2X)S(t2tw2)(故可用公式t22XCX)tt

2w2rw2(XCX)CS(t2tw)

又因rw22491.272.30285tw2

2403.760.051.256(7338)=故代入数据

732403.760.0051.256(7338)(0.00520.05)73382403.760.051.256(7338)

得到267.5℃

H

湿度/kg.(kg

3. 干燥器的热量衡算

如图所示，干燥器中不补充能量，故Qd0 干燥器中的热量衡算可表达为：

QQpQwQmQlQl (b)

物理意义是气体冷却放出的热量Qp用于三个方面：以Qw气化湿分，以Qm加热物料，以Ql补偿设备的热损失。 其中，QWW(r0cvt2cw1)

=（+734.18720)=601201kJ/h=167kW,

cm2cs4.187X2

又QmGCcm2(21)Gc(cs4.187X2)(21)

=+0.005(67.520)=h=

QlLcH0(t2t0)

=L(1.0051.884H0)(t2t0)

=+*(73-16)L

=h=

QPLcH0(t1t0)

=L(1.0051.884H0)(t1t0) =L+*(120-16)

=h=

因为干燥器的热损失为有消耗热量的15%， 即Ql15%(QwQm) =+=

将上面各式代入(b)式，

即为0.0285L=167++0.0162L+ 解得L=19532.52kg绝干气/h 将L=代入(a)式 即为360.69,

H20.00956解得H2=0.02803kg水/kg绝干气 4. 干燥器的热效率

许多资料和教科书上都是以直接用于干燥目的的Qw来计算热效率 所以 hQw，其中Qd0

QpQd故干燥器的热效率为

hQw16729.99% Qp0.028519532.52

第四节 干燥器工艺尺寸设计

㈠流化速度的确定

1.临界流化速度的计算

对于均匀的球星颗粒的流化床，开始流化的孔隙率mf0.4

在120℃下空气的有关参数为： 密度=kg/m3，粘度2.18105Pas，导热系数3.2102W/m2℃

所以 Ard3(s)g2(0.15103)3(14000.8)0.89.81= 52(2.1810)由mf0.4和Ar值，查李森科关系图得Lymf=2106 临界流化速度为

3umfLymfsg32=

21062.1810514009.81 20.8=9.06103m/s 2. 沉降速度的计算

颗粒被带出时，床层的孔隙率1。

根据1及Ar的数值，查李森科关系图可得Lymf=0.55

3带出速度为utLysg320.552.1810514009.810.58m/s 20.8带出速度即为颗粒的沉降速度。 3. 操作流化速度 取操作流化速度为ut

即u0.7ut0.70.580.4122m/s ㈡ 流化床层底面积的计算 (1)干燥第一阶段所需底面积

表面汽化阶段所需底面积A1可以按公式

aZ0LCH0CH0LA1(t1tw)1G(XX)r12w

式中，静止时床层高度为Z00.15m。 干空气的质量流速取为u，即

Lu0.80.41220.3702kg/m2s

a6(10)dm6(10.4)2324000m/m0.15103dmu

Re0.151030.41220.82.69

2.181054103dm(Re)1.541030.0322.691.53.51W/m2℃ 30.1510a*24000=84240W/m2℃

由于dm0.15mm0.9mm时，所得a需要校正，由dm从图可查的

C0.11。

所以a0.1184240=W/m2℃ 公式aZ0LCH0CH0LA1(t1tw)1G(XX)r12w即可演变为：

9266.40.15(1.011.880.00956)0.3702

(1.011.880.00956)0.3702A1(12037)12487.5(0.150.005)24103600解得A1=m2

(2)物料升温阶段所需底面积

物料升温阶段的所需底面积A2可以按公式

aZ0LCH0CH0LA2t11/ln1Gct12cm2

公式中：

cm2cs4.178X21.2564.1780.005 1.277kJ/(kgC)lnt1112020ln0.44 t1212067.5aZ0LCH0CH0LA2t11/ln1Gct12cm2即为：

9266.40.150.3702(1.011.880.00956)

0.3806A236000.4412487.51.277解得A2=m2 (3)床层总面积

流化床层总的底面积AA1A2=+=m2 ㈢干燥器长度和宽度

今取宽度b=2.4m,长度a=4m,则流化床的实际底面积为9.6m。 沿长度方向在床层内设置5个横向分隔板，板间距约为0.67m. ㈣停留时间

物料在床层中的停留时间为：

Z0Ab0.159.67000.4032h24.192min G22500㈤干燥器高度

流化床的总高度分为浓相段高度和分离段高度。流化床在界面以下的区域称为浓相区，界面以上的区域称为稀相区。 (1)浓相段高度

Z1Z010 118Re0.36Re2而由式Ar0.21182.690.362.6920.21()

87.53由此Z1Z01010.40.150.7m 110.8822(2)分离段高度

对非圆柱形设备，应用当量直径De代替设备直径D

De4ab0.672.441.048m

2(ab)2(0.672.4)由u0.4122m/s以及De=1.048m 从资料查得

z21.5 De从而z21.5De1.51.0481.571m （3）干燥器高度

zz1z20.71.5712.335m

为了减少气流对固体颗粒的带出量，取分布板以上的总高度为2.5m。

第五节 干燥器结构设计

1. 布气装置

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。如图4所示。

采用单层多孔布气板。

取分布板压降为床层压降的15%。则

Pd0.15Pb0.15Z0(10)(S)g0.150.15(10.4)(14000.8)9.81185.29pa取阻力系数2，则筛孔气速为：

u02Pd2185.2914.36m/s

20.8干燥介质的体积流量为：

t12731.013105VsL(0.7721.244H0)273P27760.161202731.013105 (0.7721.2440.00956)536002731.013108.702m2/s选取筛孔直径d01.5mm，则总筛孔数目为：

n04Vs48.702343094个 22d0u00.001514.36分布板的实际开孔率为：

A04A0.001523430949.66.312%

在分布板上筛孔按等边三角形布置，孔心距为：

T0.952d00.9520.00150.005684m5.684mm

0.06312可取T=5.6mm.

预分布器的作用是在分布板前预先把气体分布均匀一些，避免气流直冲分布板而造成局部速度过高，对于大型干燥器，尤其需要装置预分布器。 2. 分隔板

为了改善气固接触情况和使物料在床层内停留的时间分布均匀，沿长度方向设置5个横向分隔板（板间距约为0.67m）。

隔板与分布板之间的距离为20-50mm,隔板做成上下移动式，以调节其与分布板之间的距离。

分隔板宽2.4m，高4.5m，由5mm厚钢板制造。 3. 物料出口堰高h

1.51040.580.8Ret3.6392.18105

Ev1252514.1619uumfRet0.443.6390.44dut将u和umf代入上式，即可以得到

Ev114.1619

0.41229.06103解得：Ev=

2.14(Z0h)Ev以公式

(113Gc23)()Evbb181.52ln(Re)计算h的数值 5h代入相关数据可得：

h)2.696.7092181.52ln()

12487.55h()13()236.70922.470036002.14(0.15整理上式得到0.265211710.3165h0.004457lnh 经试差解得h=0.835m

为了便于调节物料的停留时间，溢流堰的高度设计成可调节结构。

第六节 干燥器设计结果列表

项目 绝干物质质量流率 物料温度 入口 出口 气体温度 入口 出口 气体用量 热效率 流化速度 床层底面积 第一阶段 加热段 设备尺寸 长 宽 符号 Gc 单位 kg/h 计算数据 1 ℃ ℃ ℃ ℃ kg绝干气体/h 20 120 73 % 4 2 t1 t2 L h u % m/s m2 m2 m m A1 A2 a b 高 布气板 型号 孔径 孔速 孔数 开孔率 分隔板 宽 与布气板距离 物料出口堰高 Z d0 u0 n0 m 单层多孔板 mm m/s 个 % m mm m 343094 6.312% 20-50  b hc h 第七节 附属设备的设计与选型

1. 风机的选择

为了克服整个干燥系统的阻力以输送干燥介质。必须选择合适类型的风机并确定其安装方式。 ① 送风机

风机按其结构形式有轴流式和离心式两类。轴流式的特点是排风量大而风压很小，一般仅用于通风换气，而不用于气体输送。故选择离心式通风机。其风机进口体积流量V1为

V1L(0.7721.244H0)t027327316273 273 19532.52(0.7721.2440.00956)16208m3/h 压头HT为

HT(z2z1)g(p2p1)(u2u1)222gHf12

上式中z2z1可忽略，p2p1，u1u2，所以上式可简化为 HTgHf12

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 13000Pa。为前半段提供动力的风机取

HT7000Pa 风机进口密度为

273971.169kg/m3 2901011.293HTHT1.270007186Pa 1.169根据所需风量V1 2.3036104m3/h和风压HT7186Pa，从风机样本中查得9-19NO.12.5的离心通风机满足要求，电动机型号为Y315S-4。该风机性能如下

风量 21381-30186m3/h

全风压 78229068Pa

轴功率 110kW

② 排风机

同理可得到物料出干燥塔的温度下的体积流量V2：

V2L(0.7721.244H2)t227327373273 273 19532.52(0.7721.2440.02803)19974m3/h HT6000 HTHT1.260006159Pa 1.169空气在干燥的后半段还需要的压头约为6159Pa、V22.8146104m3/h。故我们选择9-19NO.12.5的离心通风机，电动机的型号为Y315S-4。。该风机性能如下

风量 21381-30186m3/h 全风压 78229068Pa

轴功率 110kW 2.气固分离器

为了获得较高的回收率，同时避免环境污染，需将从干燥器中出来的空气进行气固分离，在干燥系统中使用的分离器主要有旋风分离器、袋滤器、湿式洗涤器等。

旋风分离器（如图6所示）是利用惯性离心力的作用从气流中分离出颗粒的设备。其上部为圆筒形，下部为圆锥形。它内部的静压力在器壁附近最高，仅稍低于气体进口处的压强，越往中心静压力越低，中心处的压力可降到气体出口压力以下。旋风分离器的分离效率通常用临界粒径的大小来判断，临界粒径越小，分离效率越高。

在此次设计中采用旋风分离器分离5m以上的PVC粉尘以能达到工艺和环境要求。经考虑，故选用XLP/B8.2型旋风分离器。

D0.53105(G2rt )rt3600p式中rt为出口空气温度下的密度，即为73oc时的密度：rt1.04kg/m3，另外取

rt65。可得 p42.487510 D0.53105()2654.59m

1.043600

根据旋风分离器手册，可选择标准切线进口。

圆柱体直径D 4.59m 圆柱体高度L1 D 圆锥体高度L2 进口宽度b 进口高度a 排气管直径d 排气管深度l 3.空气加热器

选择列管式换热器，由于饱和水蒸气在管程中被冷凝，形成液态水，停留在换热器中，我们需要将折流挡板的缺口按水平方向排列。选择列管式换热器，如图5所示，则

已知条件有：

空气 t016oC t1120oC V2.776104m3/h 水蒸气 T2T1ts143.62oC

查取相关书籍可得空气（平均温度）和水蒸气的物理性质参数为 cpg1.017kJ/(kgoC) cpw1.859kJ/(kgoC) g2.887102W/(mK) w2.75102W/(mK)

g1.065kg/m3 w2.163kg/m3

g2105Pas w1.4105Pas

r2133kJ/kg 1．初选换热器规格 按空气计算热负荷为

2.776104(10.010147)Q(mgcpgmwcpw)(t1t0)1.017(10017)657.48kW3600忽略换热器热损失，由热量衡算可得水蒸气的流量为

qmQ657.480.3082kg/s r2133按逆流传热计算平均温差为

tm,(T1-t1)-(T2-t0)(143.62-120)-(143.62-16)125.61oC

T1t1143.62120lnlnT2t0143.62-16初选一台单壳程、偶数管程的换热器，则

T1T20 t1t0t1t012016 P0.8149

T1t0143.6216 R查图（《化工原理》图）得1，则

tmtm,125.61oC

参照表（《化工原理》表），初步估计换热器的总传热系数K估80W/(m2K)， 则传热面积A估为AQ65748065.43m2。 Ktm80125.61由《钢制列管式固定管板换热器结构手册》可初步选择列管式换热器。其参数如下：

外壳直径 D/mm 800 公称压强 p/MPa 10 管子排列方法 正三角形 管长 /m 3 管子外径 /mm 252.5 管子总数 469 管程数 /Np 1 壳程数 1 管程流通截面积 /m2 壳程流通截面积 /m2 换热面积 /m2 折流板间距 h/mm 300 采用此传热面积，则要求总传热系数为

KQ65748080W/(m2K) Atm65.43125.612．验算压降 a. 管程压降为

p(pp)FNN

i12tps管程流体流速为

2.776104(0.7721.2440.010147)u37.1m/s

36000.1624管程中空气流速偏大，可能造成不利影响。因此，选择两台同类型的换热器并联。

u18.4m/s

空气可视为理想气体，其黏度μ与压强无关，而密度随压强的升高而增大，即

Redu0.0218.41.06519596 5210该换热器内的钢管的绝对粗糙度取为0.1，则工原理》图）可得0.036。

d0.1查图（《化0.005，

20lu231.06518.420.036973.5Pa p1d20.0221.06518.4230.8Pa p2322u2 Ft1.4 Ns1 Np1

则管程总流动阻力为

p(973.50.8)1.4112120Pa

ib．壳程压力降为

p0(p1p2)FsNs

壳程流体流速为 u00.30450.3384m/s

2.1630.416du Re00.0250.33842.1631307

1.4105 f05Re00.228513070.2280.973

管子为三角形排列，故取F0.5，另外有nc1.1n0.51.14690.523.8，

NBl3119。所以 h0.3 p1Ff0nc(NB1)u022

2.1630.3384214.3Pa 0.50.97323.8(91)22huc220.32.1630.338429(3.5)3.1Pa p2NB(3.5)D20.82 则壳程总流动阻力为

p0(14.33.1)1117.4Pa

3．核算总传热系数 a．管程给热系数

查表（《化工原理》附录6）可得Pr0.6960.7 因为Re10000,0.7Pr120,l/d160，所以

k h10.023Re0.8Pr0.3

d2.8871020.023195960.80.6960.477.97W/(m2K) 0.02b．壳程给热系数

假设外壁面温度为120oc。 t143.621306.81 2g2k3r19.812.1632(2.75102)321334)0.725() h0.725(d2t0.0251.41056.81 8875.7W/(m2K)

m4N134469125 3管束校正系数为

1m125km()6()60.6135

N469所以，蒸汽在管间冷凝的给热系数为

h1hmkmh0.61358875.745W/(m2K) c．污垢热阻

查表（《化工原理》表）可得Rs10.0003W/(m2K),Rs20.0001W/(m2K)。由管程给热系数和壳程给热系数不难看出，不锈钢的温度趋进空气（58.5oC）侧，故取导热系数k16.96W/(moC)。

1d2d2bd21Rs1Rs2 Kh1d1d1kdmh225250.0025251 0.00030.00010.01386

77.97202016.9622.445

所以 K72.15W/(m2K)。

计算的总传热系数与估计值的偏差为

K-K8072.15100%10.88% K72.15Q65748072.m2 Ktm72.15125.61根据计算的传热系数可以求得传热面积为 A计算的传热面积与估算传热面积的偏差为

AA72.65.43100%9.80% A72. 综上所述，所选择的列管式换热器的参数为

外壳直径 D/mm 100 公称压强 p/MPa 10 管子排列方法 正三角形 管长 /m 5

管子外径 /mm 252.5 管子总数 749 管程数 /Np 1 壳程数 1 管程流通截面积 /m2 壳程流通截面积 /m2 换热面积 /m2 折流板间距 h/mm 300 4.加料器

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，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dm=150m，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，磨损将会更大，故不能选用喷射式供料器。

综上我们选用星形供料装置，如图7所示，且qv择其规格和操作参数如下：

规格： 200200 生产能力： 4m3/h 叶轮转速： 20r/min 传动方式： 链轮直联 设备质量： 66kg 齿轮减速电机： 型号JTC561 功率1kW 输出转速31r/min

qms=2.143m3/h，因此可选

参考资料：

《化工原理》第二版，科学出版社;

《化工原理课程设计》，天津大学技术出版社； 《化工原理设计导论》，成都科技大学出版社；

《先进干燥技术》，T.库德 ，.牟久大著，化学工业出版社； 《化工设计》，黄璐，王保国著，化学工业出版社。