物料发生变色、分解等理化变化的前提下，干燥介质的进口温度可尽可能高一些。对于同一种物料，允许的介质进口温度随干燥器型式不同而异。 4.干燥介质离开干燥器时的相对湿度2?和温度t2
增高干燥介质离开干燥器的相对湿度，可以减少空气消耗量，即可降低操作
费用；但2?增大，介质中水汽的分压增高，使干燥过程的平均推动力下降，为了保持相同的干燥能力，就需增大干燥器的尺寸，即加大了投资费用。所以，最适宜的2?值应通过经济衡算来决定。
不同的干燥器，适宜的2?值也不相同。例如，对气流干燥器，由于物料在器内的停留时间很短，就要求有较大的推动力以提高干燥速率，因此一般离开干燥器的气体中水蒸汽分压需低于出口物料表面水蒸汽压的50%。对于某些干燥器，要求保证一定的空气速度，因此应考虑气量和2?的关系，即为了满足较大气速的要求，只得使用较多的空气量而减小2?值。
干燥介质离开干燥器的温度t2与2?应综合考虑。若t2增高，则热损失大，干燥热效率就低；若t2降低，而2?又较高，此时湿空气可能会在干燥器后面的设备和管路中析出水滴，破坏了干燥的正常操作。对气流干燥器，一般要求
t2较物料出口温度高10～30℃，或t2较入口气体的绝热饱和温度高20～50℃。在工艺条件允许时，可采用部分废气循环操作流程。 ５．物料离开干燥器时的温度
物料出口温度θ2与物料在干燥器内经历的过程有关，主要取决于物料的临界含水量值及干燥第二阶段的传质系数。若物料出口含水量高于临界含水量，则物料出口温度θcXcX2等于与它相接触的气体湿球温度；若物料出口含水量低于临界含水量，则值愈低，物料出口温度θcXcX2也愈低；传质系数愈高,θ2愈低。目前还没有计算θ2的理论公式。有时按物料允许的最高温度估计，即
-5~10） ?2??max（
式中 θ2——物料离开干燥器时的温度，℃； θmax——物料允许的最高温度，℃。
显然这种估算是很粗略的，因为它仅考虑物料的允许温度，并未考虑降速阶段中干燥的特点。
若X0＜0.05kg/kg绝干料时，对于悬浮或薄层物料可按下式计算物料出口温度，
7
rtw2(XC?X*)即
t2??1?t2?tw2*rtw（X-X）（-cst2-tw2）（22X2-XCS(t2?tw2)）XC-X* *rtw2(XC?X)?cs(t2?tw2)
*
4干燥过程的物料衡算和热量衡算简介
4.1主体设备的工艺设计计算
4.1.1 物料衡算
图2
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,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：
L?H?Gc?X1=L?H2+Gc?X2 Gc?G1?1?W1?X1?X2?W11?W1W21?W2
W?GCL??X1?X2?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，kgkg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绝干料/s。
8
4.1.2 空气和物料出口温度的确定
空气的出口温度t2应比出口处湿球温度高出20?50oC (经优化可取35℃)，即
t2=tw2+35
由t1?105oC及H1=0.018查湿度图得tw1=36.5℃,近似取tw2=tw1=36.5℃,于是
t2=36.5+35=71.5℃
物料离开干燥器的温度?2 的计算，即
*rtw（X-X）（-cst2-tw2）（22t2??1?t?t 2w2式中
tw2——空气在出口状态下的湿球温度，℃； rtw2——在温度下水的汽化热，kJ/kg；
X2-XCS(t2?tw2)）*XC-Xrtw2(XC?X*)?cs(t2?tw2)
*rtw2(XC?X*)Xc?X*——临界点处物料的自由水分，kg/kg绝干料； X2?X*——物料离开干燥器时的自由水分，kg/kg绝干料。
利用式6-2求物料出口温度时需要试差。
4.1.3 干燥器的热量衡算
图3 对如图所示干燥装置作热量衡算，则得
LI0?QP?QD?GcI'1?LI2?QL?GcI'2
在本设计中的干燥器没有补充热量，故Qd?0，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?cvt2?cw?1)
9
又 cm2
?cs?4.187X2
Qm?Gccm2(?2??1)?Gc(cs?4.187X2)(?2??1)
? Ql?LcH0(t2?t0)=L(1.01?1.88H0)(t2?t0) QP?LcH0(t1?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： Ql?15%(Qw?Qm) 将上面各式代入(b)式，即为解得L， 将L代入H2?W/L?H1;解得H2 。 4.1.4预热器的热负荷和加热蒸汽消耗量 Qp=L(1.01+1.88H)(t1－t0)
0
由水蒸汽表查得，392.4kPa水蒸气的温度Ts=142.9℃，冷凝热r=2140kJ/kg， 取预热器的热损失为有效传热量的15%，则蒸汽消耗量为：
175.5?0.09648kg/s?347.3kg/h Wh=
2140?0.85
干燥器的热效率为 ?h?Q1?100% Qp4.2 干燥器的设计 4.2.1 流化速度的确定 1.临界流化速度umf的计算
3-5??0.935kg/m??2.215?10P?as ，C在105下空气的有关参数为密度，黏度
o-2o导热系数??3.242?10W/m?C。
Ar=d3(ρg-ρ)ρ
g/μ
2
取球形颗粒床层在临界流化点?mf?0.4。由?mf和Ar数值查图得 Lymf=2×10-6 临界流化速度由下式计算，即
umf?3Lymf??gg
?22.颗粒带出速度ut
由??1 及Ar值查图得Lyt =0.55
10
带出速度计算。 3.操作流化速度u
取操作流化速度为0.7ut 4.2.2 流化床层底面积的计算
1.干燥第一阶段所需底面积A1由下式计算，即
?aZ0?(1.01?1.88H0)L
(1.01?1.88H0)LA1(t1tw1)?1Gc(X1?X2)rtw式中有关参数计算如下：
取静止床层厚度Z0?0.10m，干空气的质量流速取为?u，即 L??u a?6(1??0)?mdmu??6?（1-0.4）23=24000m/m ?30.15?10 Re?
?
??4?10?3?dm(Re)1.5
???a??
由于dm?0.15mm?0.9mm，所得?a值应予以校正，由dm值从查图得C?0.11 。
‘ ???0.11??
9320?0.1?（1.01?1.88?0.018）?0.3772(1.01?1.88?0.018)?0.3772A1(105?36.5)?1
2619(0.03093?0.003)?240936002.物料升温阶段所需底面积A2，由下式计算，即 ?aZ0?(1.01?1.88H0)L
(1.01?1.88H0)LA2t1??1ln?1Gccmt1??22式中cm2?cs?4.187Z2
t1??1105?40?ln?0.1947 t1??2105?51.50.39370.3937 9320?0.1? ?0.3937A2?36002.191A2?1?12619?1.269?0.1947床层总的底面积为： A?A1?A2
ln 11