而进行压送。该供料器没有运动部件，且由于喷嘴处为负压，使上部物料可处于开口状态。但这种供料器压缩空气消耗量大,效率不高，输送能力和输送距离有限，并且在输送坚硬粒子时，喉部磨损严重。 5.4气固分离器
气固分离器分离效率的高低直接影响到固体产品的回收率和环境卫生，因此必须正确地 选择和合理地使用气固分离器。工业中常用的气固分离器有旋风分离器、袋滤器和湿式除尘 器等，但应用最广泛的是旋风分离器。旋风分离器的性能不仅受含尘气的物理性质、含尘浓度、粒度分布及操作条件的影响，还与设备的结构尺寸密切相关。只有各部分结构尺寸恰当，才能获得较高的分离效率和较低 的压力降。化工中常见的旋风分离器类型有 XLT/A、XLP/A 及 XLP/B 型。其性能比较如下：
表 2 化工中常用的各种旋风分离器的比较
分离器种类 气速范围，m/s 分离效率 对粒度适应性 对含尘浓度的适应性 摩擦阻力 结构 XLT/A 型 10~18 低 <10μm 4.0～50g/m3 次大 简单 XLP/A 型 12~20 高 <5μm 适应性广 次小 复杂 XLP/B 型 12~20 次低 <5μm 适应性广 小 复杂 XLK 型 12~16 次高 <10μm 1.7～200g/m3 大 简单 设计旋风分离器时，首先应根据具体的分离含尘气体任务，结合各型设备的特点，选定旋风分离器的型式，而后通过计算决定尺寸与个数。计算的主要依据有：含尘气的体积流量； 要求达到的分离效率；允许的压力降。根据固体颗粒回收要求，在干燥系统中还可以使用袋滤器及湿式洗涤器等。
6干燥过程的计算
6.1主体设备的工艺设计计算 6.1.1 物料衡算
(1?0.03)?2619kg/h Gc?G1(1?W1)?27003?0.03093 X1?
100?30.3?0.003 X2? 100?0.32619（0.03093?0.003）?73.15kg/h?C?X1?X2? W?G
17
L?73.15W?H2-H1H2?0.018
6.1.2 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? t2?tw2
X2-XCS(t2?tw2)）XC-X*rtw2(XC?X*)?cs(t2?tw2)
*rtw2(XC?X*)由水蒸气查表得rtw2=2409kJ/kg 将有关数据代入上式，即
2409?0.0151.256?（71.5?36.5）71.5??2?71.5?36.52409?0.003?1.256?(71.5?36.5)(0.003)0.0152409?0.015?1.256(71.5?36.5)
解得 θ2=51.5℃
6.1.3 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
QP?Q1?Q2?Q3?L Q?Q式中 Q1=W(2490+1.88t2)=73.15(2490+1.88×71.5) =191976kJ/h=53.33kW
Q2=Gccm2(θ2－θ1)=Gc(cs+4.187X2)(θ2－θ1) =2619(1.256+4.187×0.003)(51.5－40) =38207kJ/h=10.62kW
Q3=L(1.01+1.88H0)(t2－t0) =L(1.01+1.88×0.018)(71.5－25) =48.54LkJ/h=0.01348LkW
18
Qp=L(1.01+1.88H0)(t1－t0)
=L(1.01+1.88×0.018)(105－25) =83.51LkJ/h=0.0232LkW
取干燥器的热损失为有效耗热量Q1+Q2的15%，即 QL=0.15(Q1+Q2)=0.15(53.33+10.62)=9.59kW
将上面各值代入式Q?QP?Q1?Q2?Q3?QL中，便可解得空气耗用量，即 0.0232L=0.01348L+53.33+10.62+9.59 解得 L=7566kg绝干气/h
W由式 L ? 可求得空气离开干燥器的湿度H2，即
H2?H1
H2=0.0277kg水/kg绝干气
6.1.4预热器的热负荷和加热蒸汽消耗量
Qp=L(1.01+1.88H)(t1－t0)
0
=7566(1.01+1.88×0.018)(105－25) =631810kJ/h=175.5kW
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?Q153.33?100%??100%?30.39% Qp175.56.2 干燥器的设计
6.2.1 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 19
-2o导热系数??3.242?10W/m?C。
Ar=d3(ρg-ρ)ρ
=88.3
g/μ
2
=(0.15×10-3)3(1400-0.935)×0.935×9.81
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??322?10?6?2.215?10?5?1400?9.810.9352
?0.00886m/s2.颗粒带出速度ut
由??1 及Ar值查图得Lyt =0.55 带出速度由下式计算，即
0.55?2.215?10?5?1400?9.81 ut??0.5763m/s 20.93533.操作流化速度u
取操作流化速度为0.7ut，即 u?0.7?0.5763?0.4034m/s
6.2.2 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?0.935?0.4034?0.3772kg/m2?s a?6(1??0)?mdmu??6?（1-0.4）23=24000m/m ?30.15?10 Re??0.15?10?3?0.4034?0.935??2.554
2.215?10?5
??4?10?3?dm?3.53W/m2??C(Re)1.5?4?10?3?0.032421.5(2.554) 0.15?10?3 20
W/m3??C ???3.53?24000?84720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 。
W/m3??C ???0.11?84720?93209320?0.1?（1.01?1.88?0.018）?0.3772(1.01?1.88?0.018)?0.3772A1(105?36.5)?12619(0.03093?0.003)?2409 36000.3937?0.551A1?1解得A1?1.816m2
2.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?1.256?4.187?0.003?1.269kg/kg??C
t1??1105?40?ln?0.1947 t1??2105?51.50.39370.3937 9320?0.1? ?0.3937A2?3600?12.191A2?12619?1.269?0.1947 ln解得 A2?0.457m2
床层总的底面积为： A?A1?A2?1.816?0.457?2.273m2
6.2.3 干燥器的宽度和长度
今取宽度b=1.2m ，长度l= 2m，则流化床的实际底面积为2.4m2。沿长度方向在床层内设置三个横向分隔板，板间距0.5m。
物料在床层中的停留时间为：
??Z0A?b0.1?2.4?450??0.0411h?2.47min G22619(1?0.003)6.2.4 干燥器高度
1.浓度相高度Z1由下式计算，即 1??0Z1?Z0
1??而?由前式已算出，Re=2.554, Ar=88.3 于是
21