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化工原理课程设计

气流干燥设计说明书

第一章气体干燥概述

1.1概述

干燥是利用热能将湿物料中湿份除去的操作过程。

干燥技术在化工、制药、造纸、食品、生物、材料、农副产品加工、煤和木材加工等行业得到广泛应用。

干燥的目的主要是便于物料的储藏、运输和加工，通过干燥是产品或半成品达到要求的含湿标准。

干燥的方法有很多种，如按操作压力分为常压干燥和真空干燥；按操作的方式分为连续干燥和间歇干燥；按传热方式可分为传到干燥、对流干燥、辐射干燥、接电加热干燥及由上述两种或多种方式组合的联合干燥。

1.2干燥过程

化工中以连续的对流干燥应用最为普遍，干燥介质可以是不饱和热空气，惰性气体及烟道气，需要除去的湿分为水分或其他化学溶剂。

在对流干燥过程中，热空气将热量传给湿物料，使物料表面水分汽化，汽化的水分由空气带走。

因此，干燥是传质和传热同时进行的过程，传热的方向是由气相到固相，热空气与湿物料的温差是传热的推动力；传质的方向是由固相到气相，传质的推动力是物料表面的水汽分压与热空气中水汽分压之差。

显然，传质、传热的方向相反，但密切相关，干燥速率由传热和传质速率共同控制。

通常干燥过程的预热段都很短，故常常将干燥过程分为恒速干燥阶段和降速干燥阶段两个过程。

在恒速干燥阶段，干燥速率保持不变，基本上不随物料含水量而变化；在降速干燥阶段，干燥速率随物料含水量的减少而降低，当物料的含水量等于平衡含水量时，干燥过程停止

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第二章气流干燥过程

2.1气流干燥过程

气流干燥是将散粒状固体物料分散悬浮在高速热气流中，在气力输送下进行干燥的一种方法气流干燥适合于处理粒径小、干燥过程主要由表面气化控制的物料。

对于粒径小于0.5～0.7mm的物料，不论初始含水量如何，一般都能将含水量降为0.3％～0.5％。

但由于物料在气流干燥器内的停留时间很短（一般只有几秒），不易得到含水量更低的干燥产品。

2.2气流干燥的使用范围

2.2.1物料形态

气流干燥技术主要适用颗粒状、粉末状、湿物料。

颗粒的粒径一般在20mm以下。

对于块状﹑或膏状湿物料，一般在干燥器底部串联一粉碎机，湿物料和高温介质可以直接通过粉碎机内部，使膏状物料边干燥边粉碎，然后再进入气流干燥管进行干燥，以解决膏糊状物料难以连续干燥的问题。

2.2.2物料中湿分存在状态

气流干燥器内高温热气流以高速在干燥管内流动，停留时间非常有限，因此，一般只适用于物料非结合水进行表面蒸发的恒速干燥过程。

实践表明，这些状态水分存在下，颗粒状物料均可在气流干燥管中进行干燥，最终获得含水率为0.3%~0.5%的产品。

对于湿分在物料内作扩散迁移的湿物料，则完全不适用于气流干燥过程。

2.2.3对干燥产品有无其它附加要求

气流干燥器中的高速气流使颗粒之间、颗粒与器壁之间的激烈碰撞和摩擦，物料很容易粉碎和磨损，更难以保存完好的结晶形状和结晶光泽，因此，对干燥产品有上述要求的情况下，不适于气流干燥方法。

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2.2.4其它不适用情况

有些物料极易粘附在管壁上，如钛白粉、粗制葡萄糖等不宜采用气流干燥方法；另外，物料粒度太细或物料本身有毒，由于气固相分离较难，一般也不宜采用气流干燥方法。

2.2.5气流干燥流程的主体设备

干燥过程的主体设备为干燥器。

根据被干燥物料的性质﹑干燥程度的要求﹑生产能力的大小不同，所采用的干燥器的型式也是多种多样的。

由于固体物料干燥的机理复杂，至今仍未找到阐明干燥过程机理的合适理论。

在能达到预期干燥目的前提下，选用干燥器主要还是根据操作费用、投资多少、安全因素及操作是否方便等因素决定，而无法进行严密的实际计算。

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第三章气流干燥器的设计概述

3.1颗粒在气流干燥管中的运动

3.1.1加速运动与等速运动及其干燥特征

颗粒从干燥管底部进入时，其上升的速度up为零，而气流的运动速度为ug，此时气固相间的相对运动速度ur=ug−up为最大。

此后，颗粒在上升气流对其产生的曳力的作用下，上升速度up不断增大，而气、固相间的相对速度ur不断减小。

当ur等于颗粒的沉降速度ut时，颗粒的加速度为零，此后将以恒定的速度继续上升。

可见颗粒在干燥管中分为加速阶段和恒速阶段。

加速阶段的长短主要与入口的气流速度、颗粒的大小和密度有关，通常在物料入口以上1~3m内完成。

在加速阶段，由于气固两相间的相对运动速度ur大，对流传热系数大；在等速阶段，气固两相间的相对速度保持不变，所以对流传热系数基本上不变；而且由于颗粒较小，其沉降速度小，即气固两相间的相对速度小，对流传热传质系数不大，同时在等速阶段颗粒有最大的上升速度。

因此，单位体积干燥管中颗粒密集度低，单位体积干燥管的传热传质面积小，这些多重因素使得等速段的传热传质速率小，干燥效率低。

3.2颗粒在气流干燥器中的对流传热系数

3.2.1单个球形颗粒与气流间的对流传热系数关联式单个球形颗粒与气流间的对流传热系数关联式

Frossling根据颗粒或液滴在静止流体中的热传导及在流动流体中的对流传热可以加和的特性和实验数据，提出下列关联式：

Nu=

hdp

λ

=2.0+K（ReP）2（Pr）3

1

1

（3-1）

式中：

K——系数，量纲为1，Rsnz和Marshall通过大量的实验数据确定系数K=0.60；

4

气流干燥设计说明书λ——气体的导热系数，W/（m.K）;Nu——Nusselt准数，量纲为1，它包含了表面对流传热系数h，W/（m2.K）；Cp——气体的比热容，J/（kg.K）在实际生产过程中，最常用的干燥介质是热空气，其中Pr数值变化幅度小，且接近1，所以上式可写成：

1Nu=2.0+0.54Re2

由此式课直接计算得到单个球形颗粒与气流间的对流传热系数。

（3-2）

3.2.2颗粒在气流干燥器中的对流传热速率

1.加速运动阶段在加速运动阶段，由于颗粒的运动速度

up

不断变化，所以对流传热系数h和单

位有效传热面积a也是不断变化的。

因此颗粒与气流之间的传热量须采用微积分方法进行计算

dQ=ha

π2DdZ•∆tm4

（3-3）

若雷诺数在Re0dQ=1.14Re0.56λdp

=88.5和Ret=0.9之间，则

6Gπ3600dpρpD2up4π2D∆tmupdτ4（3-4）

经处理得

24dpρpdReArdRedτ=+3µξRe2（ξRe2）2

34gdpρρp

（3-5）

式中，Ar=

3µ2

为阿基米德数，纲量为1

当Re=9~88.5之间，处于过渡区，根据曳力系数与雷诺数间的关系得

Q=A1Ar1×Re00.06Ret0.06+.0.6144Ret1.44

（

）

1Re1.440

（3-6）

其中A=

24G∆tm1.44λ3×3600µ

5

（3-7）

气流干燥设计说明书当Re在400~1之间，把上式整理得Q=A11Ar10×Ret0.05Re0.05+0.5155Ret1.55

24G∆tm2.54λ3×3600gµ

（

）

1Re1.550

（3-8）

其中

A=

式3-8是Re在400~1之间，气流干燥器加速段内颗粒与气体之间传热速率估算公式。

2.等速运动阶段等速段内颗粒与气流之间的传热速率，不需要进行积分计算，可直接用公式πQ=haD2Z∆tm（3-9）4

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第四章气流干燥器的设计及计算

4.1设计内方案的确定

气流装置的设计内容包括干燥介质的选择，流程的确定，搜集和整理有关数据，干燥过程的物料和能量的衡算，干燥管结构类型和主要工艺尺寸的确定，干燥条件的确定以及主要辅助设备类型选型及设计，绘制表明物料流向﹑流量﹑组成﹑主要控制点和各设备之间相互个关系的工艺流程图和干燥装置主要设备总装置图等。

4.1.1干燥介质的选择

干燥介质的选择，决定于干燥过程的工艺及可利用的热能，此外还应考虑介质的经济性及来源。

基本的热能有热气体、液体或气态的燃料以及电能。

在对流干燥过程中，干燥介质可采用空气、惰性气体、烟道气和过热蒸汽。

热空气是罪廉价易得的热源，但对某些易氧化的物料，或从从物料中蒸发出的气体易燃、易爆时，则需用惰性气体作为干燥介质。

烟道气使用于高温干燥，但要求被干燥的物料不怕污染、且不与烟气中的SO2和CO2等气体发生作用。

由于烟道气温度高，故可强化干燥过程，缩短干燥时间。

由于本设计中干燥的物料是涂料，其化学性质稳定，故可选用热空气作为干燥介质对物料进行干燥。

4.1.2工艺流程、设备和某些操作条件的确定工艺流程、

气流干燥的工艺流程、设备和某些操作条件的确定，是指完成干燥任务所需要设备的种类，设备之间的相互联系和安装位置的确定。

整个干燥过程需要涉及到的物流，各股物流在各设备间流动的次序、状态，各设备操作条件及其测定、调节和控制方法，以及采用的仪表、安全保障措施等等。

在流程方面可选择单根长干燥管操作，也可以采用多根短干燥管流程；也可以采用正压操作，也可以采用真空操作；在干燥管结构上可选择均匀直管式，也可以采用脉冲管或旋流式干燥管；在产品回收方面，采用单台旋风分离器还是采用

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气流干燥设计说明书多台旋风分离器并联或与气体分离器如袋滤器、点吸尘器联用；干燥后产品是否需要设置冷风管进行冷却后储藏；热风量的控制与调节，热风温度控制与调节，进料量控制与调节，物流含湿量和干燥产品质量的控制方法与手段等，都得根据不同的物料性质，干燥要求和对干燥速率、干燥效率以及操作的可靠性、安全性和便利性综合考虑后做出选择。

气流和物料在干燥器重的流动方式，一般可分为并流、逆流和错流。

在并流操作中，物料的移动方向与干燥介质的流动方向相同。

湿物料一进入干燥器就与高温、低湿的热气体接触，传热、传质推动力都较大，干燥速率也较大。

但沿着干燥器管长干燥推动力的下降，干燥速率降低。

因此，并流操作时前期干燥速率较大，而后期干燥速率较小，难以获得含水量很低的产品。

但与逆流操作相比，若气体初始温度相同，并流时物料的出口温度可较逆流的时为低，被物料带走的热量就少，就干燥经济性而论，并流优于逆流。

并流操作适用于：

（1）当物料含水量较高时，允许进行快速干燥而不产生龟裂或焦化的物料；

（2）干燥后期不耐高温，即干燥产品易变色、氧化或分解的物料。

在逆流操作中，物料移动方向和干燥介质的流动方向相反，整个干燥过程中的干燥推动力变化不大。

它适用于：

（1）在物料含水量高时，不允许采用快速干燥的场合；

（2）在干燥后期，可耐高温的物料；（3）要求干燥产品的含水量很低时。

在错流操作中，干燥介质与物料间运动方向相垂直。

各位置上的物料都与高温、低湿的介质相接触，因此干燥推动力比较大，又可以采用较高的气体速度，所以干燥速率很高。

它适用于：

（1）无论在高或低的含水量时，都可以进行快速干燥，且可耐高温的物料；

（2）因阻力大或干燥器构造的要求不适宜采用并流或逆流操作的场合。

由于干燥物料是涂料，且含水量较大，因此选择并流操作方式进行干燥操作。

4.2气流干燥器的设计计算及选型

4.2.1设计条件

1.干燥产品量：

60t/d2.物料进口湿含量：

20%（湿基）3.物料出口湿含量：

0.4%（湿基）4.临界湿含量：

1.96%（湿基）

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气流干燥设计说明书5.空气进预热器温度：

16℃6.空气进预热器相对湿度：

78%7.空气进干燥器温度：

140℃8.颗粒平均粒径：

200μm9.物料进口温度：

18℃10.其它：

绝干物料的相对密度为2.0,比热1.26kJ/（kg.K），颗粒最大粒径500μm。

4.2.2干燥管直径的计算

物料进干燥管的绝干含水率

X1=20%W1==0.25001−W11−20%

物料出干燥管的绝干含水率

X2=

W2=0.4%=0.0041671−W21−0.4%

绝干物料的质量流量

60×103G==0.691624×3600×（1+0.004167）

干燥除去的水量

W=G（X1−X2）=0.6916×（0.2500−0.004167）

物料进干燥器时的温度为θ1物料的临界湿含量

=18℃

Xc=

0.0196×100%=0.01999<0.051−0.0196

所以可按下式计算物料的出口温度

t2-θ2=t2−tw2

式中：

r2'（X2−X*）−cs（t2−tw2）（

X2−X）Xc−Xr2'（Xc−X*）−cs（t2−tw2）

'**r2（Xc−X）cs（t2−tw2）*

（4-1）

tw2——空气在出口状态下的湿球温度，℃

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r2'——在tw2温度下水的汽化热，kJ/kg

Xc−X*——临界点处物料的自由水分，kJ/kg绝干料X2−X*——物料离开干燥器时的自由水分，kJ/kg绝干料

下面进行物料衡算

W=G×（X1−X2）=L×（H2−H1）

式中：

G、L——绝干物料和绝干干燥介质的质量流量，kg/s；

（4-2）

X1，X2——物料进出干燥管时的绝干含水量，kg水/kg绝干物料；H1,H2——干燥介质进出干燥管的湿度，kg水/kg绝干物料；

又空气进预热器的相对湿度ϕ1=78%，预热器中进行的是等湿过程，所以

H1=

联立得

0.622ϕPS0.622×0.78×1817.27==0.00932296×103−0.78×1817.27P−ϕPS

（4-3）

L=

0.1700H2−0.009322

对干燥器做热量衡算

'L（I1−I2）=G（I2−I1'）

（4-4）

式中:

I1,I2——进出干燥管干燥介质的焓

其中

I1=（1.01+1.88×H1）×t1+2490×H1=（1.01+1.88×0.009322）×140+2490×0.009322=167.07kJ/Kg

I2=（1.01+1.88×H2）×t2+2490×H2

假设空气离开干燥管的温度t2

=80℃，

I2=（1.01+1.88×H2）×t2+2490×H2=80.8+2640.4H2（4-5）

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I1'=（cs+cwX1）θ1=（1.26+4.187×0.25）×18=41.52kJ/kg

'I2=（cs+cwX2）θ2=（1.26+4.187×0.004167）θ2=1.277θ2

将上式代入式得

L（167.07−80.8−2640.4H2）=0.6916（1.277θ2−41.52）

由以上式子整理得

H2=

0.008233θ2+14.400.8832θ2+420.8

（4-6）

'**r2（Xc−X）cs（t2−tw2）*

由式得

t2-θ2=t2−tw2

r2'（X2−X*）−cs（t2−tw2）（

X2−X）Xc−Xr2'（Xc−X*）−cs（t2−tw2）

80-θ2=80−tw2

设θ2则

0.004167r2'−1.26（80−tw2）（

0.004167）0.019990.01999r2'−1.26（80−tw2）

0.01999r2'1.26（80−tw2）

用试差法求θ2

=54℃

0.008233θ2+14.400.008233×54+14.40==0.031690.8832θ2+420.80.8832×54+420.80.17000.1700L===7.6kg（绝干气）/sH2−0.0093220.03169−0.009322H2=

根据t2

=80℃，H2=0.03169kg/kg（绝干气）

2

查湿空气的H—I图，可得tw/kg代入上式，得

'=37℃，查饱和水蒸气表得r2=2409kJ

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0.0041671.26（80−37）0.0041672409−1.26（80−37）（）80-θ20.01999=80−370.019992409−1.26（80−37）

解得又

0.01999×2409

θ2=55℃

在允许误差范围内

55−54×100%=1.8%<4%55故假设θ2=54℃正确

又比体积

273+t11.013×105×νH=（0.772+1.244H1）×2730.96×105273+1401.013×105=（0.772+1.24×0.009322）××=1.25152730.96×10取空气进入干燥管的速度ug=15m/s

则干燥管直径

D=

4LνH4×7.6×1.25==0.90m3.14×15πug

4.2.3干燥管高度的计算

1.计算球形颗粒的沉降速度ut空气的物性粗略的按进出干燥器平均温度下的绝干空气计算；空气进出干燥器的平均温度为

1tm=（80+140）=110℃2

差得110℃时绝干空气的物性为：

µ=2.24×10−5pa⋅s

ρ=0.922Kg/m3

o

λg=3.274×10−5Kw/（m⋅C）

直径为0.2×10

−3

m的球形颗粒的沉降速度计算如下

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K=d3

ρ（ρs−ρ）g0.922（2000−0.922）9.81=0.2×10−33=6.606（2.24×10−5）2µ2

故颗粒沉降在过渡区，ut可用下式计算

gd1.6（ρs−ρ）ut=0.1540.40.6ρµ9.81（0.2×10）（2000−0.922）=0.1540.9220.4（2.24×10−5）0.6

2.计算气体在干燥器内的时间τ

−31.611.4

=1.069m/s

τ=

又

QαSP∆tm

（4-7）

SP=

6G6×0.6916==10.37m2/s−3dpρs0.2×10×2000

=Q1+Q2

总传热速率Q

Q1=G（X1−Xc）r1'+（cs+cwX1）（tw1−θ1）

由t1

=140℃，H1=0.009322Kg/Kg（绝干气），查湿空气的

1

H-I

图可得湿球温度tw

=36℃，相应的水的汽化热r1'=2410KJ/Kg，故

Q1=G（X1−Xc）r1'+（cs+cwX1）（tw1−θ1）=0.6916[（0.25−0.01999）×2410+（1.26+4.187×0.25）（36−18）]=412.7Kw

Q2=G（Xc−X2）rtm+（cs+cwX2）（θ2−tw1）

第二阶段物料的平均温度tm

=

54+36=45℃，相应的汽化热2

rtm=2389.4KJ/Kg

则

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Q2=G（Xc−X2）rtm+（cs+cwX2）（θ2−tw1）=0.6916（0.01999−0.004167）×2389.4+（1.26+4.8170.004167）（54−36）=42.05Kw

所以干燥过程的总传热速率

Q=Q1+Q2=412.1+42.05=454.2Kw

∆tm=

（t1−θ1）−（t2−θ2）（140−18）−（80−54）==62.1℃（t1−θ1）（140−18）lnln（t2−θ2）（80−54）

则

∂=

du2+0.54（pt）0.5µdp

λg

0.922×0.2×10−3×1.0690.5）2+0.54（2.24×10−5=0.5896Kw/（m2⋅oC）Q454.2所以τ===1.196sαSP∆tm0.5896×10.37×62.1

所以，干燥管高度

3.274×10−5=0.2×10−3

Z=τ（ug−ut）=1.196（13.91−1.069）=15.36m

4.2.4干燥管压降的计算

⑴气固相与干燥管壁的摩擦损失∆p1

Lf2∆p1=∫0ugpGsdZ2gD

式中：

f

——干燥管摩擦系数；

D——干燥管管径，m；Z——干燥管长，m；

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ug——气速，m/s;

ρG

s

——干燥管内气、固相混合密度，Kg/m

s

3

且ρG

=ρ+ρm

在加速阶段，干燥管气流中颗粒的密度ρm的数值随颗粒的运动速度up而变化

ρm=

Gπ3600D2up4

=

0.6916=0.078083.14×0.92×（15−1.069）4

气体密度ρ可取温度的平均值，平均温度tm平均湿度H当t

=（140+80）/2=110oC,

=（0.03169+0.009322）/2=0.02051

=110