化工原理課程設計---硫酸鉀流化床干燥器設計

1、<p><b>　　化工原理課程設計</b></p><p><b>　　第一節(jié) 概述</b></p><p>　　將大量固體顆粒懸浮于運動著的流體之中，從而使顆粒具有類似于流體的某些表觀特性，這種流固接觸狀態(tài)稱為固體流態(tài)化。</p><p>　　流化床干燥器就是將流態(tài)化技術應用于固體顆粒干燥的一種工業(yè)設備，目前

2、在化工、輕工、醫(yī)學、食品以及建材工業(yè)中都得到了廣泛應用。</p><p><b>　　流態(tài)化現象</b></p><p>　　空氣流速和床內壓降的關系為：</p><p>　　空氣流速和床層高度的關系為：</p><p>　　流化床的操作范圍：umf ~ut</p><p><b>　　

3、流化床干燥器的特征</b></p><p><b>　　優(yōu)點：</b></p><p>　?。?）床層溫度均勻，體積傳熱系數大（2300~7000W /m3·℃）。生產能力大，可在小裝置中處理大量的物料。</p><p>　?。?）由于氣固相間激烈的混合和分散以及兩者間快速的給熱，使物料床層溫度均一且易于調節(jié)，為得到干燥均

4、一的產品提供了良好的外部條件。</p><p>　　（3）物料干燥速度大，在干燥器中停留時間短，所以適用于某些熱敏性物料的干燥。</p><p>　　（4）物料在床內的停留時間可根據工藝要求任意調節(jié)，故對難干燥或要求干燥產品含濕量低的過程非常適用。</p><p>　?。?）設備結構簡單，造價低，可動部件少，便于制造、操作和維修。</p><p&

5、gt;　?。?）在同一設備內，既可進行連續(xù)操作，又可進行間歇操作。</p><p><b>　　缺點：</b></p><p>　?。?）床層內物料返混嚴重，對單級式連續(xù)干燥器，物料在設備內停留時間不均勻，有可能使部分未干燥的物料隨著產品一起排出床層外。</p><p>　　（2）一般不適用于易粘結或結塊、含濕量過高物料的干燥，因為容易發(fā)生物料

6、粘結到設備壁面上或堵床現象。</p><p>　?。?）對被干燥物料的粒度有一定限制，一般要求不小于30?m、不大于6mm。</p><p>　?。?）對產品外觀要求嚴格的物料不宜采用。干燥貴重和有毒的物料時，對回收裝量要求苛刻。</p><p>　?。?）不適用于易粘結獲結塊的物料。</p><p>　　三、流化床干燥器的形式</p&

7、gt;<p>　　1、單層圓筒形流化床干燥器</p><p>　　連續(xù)操作的單層流化床干燥器可用于初步干燥大量的物料，特別適用于表面水分的干燥。然而，為了獲得均勻的干燥產品，則需延長物料在床層內的停留時間，與此相應的是提高床層高度從而造成較大的壓強降。在內部遷移控制干燥階段，從流化床排出的氣體溫度較高，干燥產品帶出的顯熱也較大，故干燥器的熱效率很低。</p><p>　　2、

8、多層圓筒形流化床干燥器</p><p>　　熱空氣與物料逆向流動，因而物料在器內停留時間及干燥產品的含濕量比較均勻，最終產品的質量易于控制。由于物料與熱空氣多次接觸，廢氣中水蒸氣的飽和度較高，熱利用率得到提高。此種干燥器適用于內部水分遷移控制的物料或產品要求含濕量很低的場合。</p><p>　　多層圓筒型流化床干燥器結構較復雜，操作不易控制，難以保證各層板上均形成穩(wěn)定的流比狀態(tài)以及使物料

9、定量地依次送入下一定。另外，氣體通過整個設備的壓強降較大，需用較高風壓的風機。</p><p>　　3、臥式多室流化床干燥器</p><p>　　與多層流化床干燥器相比，臥式多室流化床干燥器高度較低，結構筒單操作方便，易于控制，流體阻力較小，對各種物料的適應性強，不僅適用于各種難于干燥的粒狀物料和熱敏性物料，而且已逐步推廣到粉狀、片狀等物料的干燥，干燥產品含濕量均勻。因而應用非常廣泛。&l

10、t;/p><p>　　四、干燥器選形時應考慮的因素</p><p>　?。?）物料性能及干燥持性 其中包括物料形態(tài)(片狀、纖維狀、粒狀、液態(tài)、膏狀等)、物理性質(密度、粒度分布、粘附性）、干燥特性（熱敏性、變形、開裂等)、物料與水分的結合方式等因素。</p><p>　?。?）對干燥產品質量的要求及生產能力 其中包括對干燥產品特殊的要求(如保持產品特有的香味

11、及衛(wèi)生要求)；生產能力不同，干燥設備也不盡相同。</p><p>　?。?）濕物料含濕量的波動情況及干燥前的脫水 應盡量避免供給干燥器濕物料的含濕量有較大的波動，因為濕含量的波動不僅使操作難以控制面影響產品質量，而且還會影響熱效率，對含濕量高的物料，應盡可能在干燥前用機械方法進行脫水，以減小干燥器除濕的熱負荷。機械脫水的操作費用要比干燥去水低廉的多，經濟上力求成少投資及操作費用。 </p>

12、<p>　　（4）操作方便．勞動條件好。</p><p>　?。?）適應建廠地區(qū)的外部條件(如氣象、熱源、場地)，做到因地制宜。 </p><p><b>　　五、干燥原理</b></p><p>　　干燥通常是指將熱量加于濕物料并排除揮發(fā)濕分（大多數情況下是水），而獲得一定濕含量固體產品的過程。濕分以松散的化學結合或以液態(tài)溶液

13、存在于固體中，或積集在固體的毛細微結構中。</p><p>　　當濕物料作熱力干燥時，以下兩種過程相繼發(fā)生：</p><p>　　過程1．能量（大多數是熱量）從周圍環(huán)境傳遞至物料表面使?jié)穹终舭l(fā)。</p><p>　　過程2．內部濕分傳遞到物料表面，隨之由于上述過程而蒸發(fā)。</p><p>　　干燥速率由上述兩個過程中較慢的一個速率控制，從周圍

14、環(huán)境將熱能傳遞到濕物料的方式有對流、傳導或輻射。在某些情況下可能是這些傳熱方式聯合作用，工業(yè)干燥器在型式和設計上的差別與采用的主要傳熱方法有關。在大多數情況下，熱量先傳到濕物料的表面熱按后傳入物料內部，但是，介電、射頻或微波干燥時供應的能量在物料內部產生熱量后傳至外表面。</p><p>　　整個干燥過程中兩個過程相繼發(fā)生，并先后控制干燥速率。</p><p><b>　　六、物

15、料的干燥特性</b></p><p>　　物料中的濕分可能是非結合水或結合水。有兩種排除非結合水的方法：蒸發(fā)和汽化。當物料表面水分的蒸汽壓等于大氣壓時，發(fā)生蒸發(fā)。這種現象是在濕分的溫度升高到沸點時發(fā)生的，物料中出現的即為此種現象。</p><p>　　如果被干燥的物料是熱敏性的，那么出現蒸發(fā)的溫度，即沸點，可由降低壓力來降低（真空干燥）。如果壓力降至三相點以下，則無液相存在，物

16、料中的濕分被凍結。</p><p>　　在汽化時，干燥是由對流進行的，即熱空氣掠過物料。降熱量傳給物料而空氣被物料冷卻，濕分由物料傳入空氣，并被帶走。在這種情況下，物料表面上的濕分蒸汽壓低于大氣壓，且低于物料中的濕分對應溫度的飽和蒸汽壓。但大于空氣中的蒸汽分壓。</p><p>　　第二節(jié) 設計任務書 </p><p>

17、　　設計一臺臥式多室流化床干燥器，用于干燥PVC濕物料。將其濕含量從0.15干燥至0.005（以上均為干基），生產能力（以干燥產品計）2500kg/h。</p><p><b>　　被干燥物料：</b></p><p>　　顆粒密度=1400kg/m；堆積密度=700kg/m3；絕干物料比熱=1.256kJ/kg℃；顆粒平均直徑dm=；臨界濕含量=0.05；平衡濕含量

18、≈0。</p><p>　　物料靜床層高度為0.15m。</p><p>　　干燥裝置熱損失為有效傳熱量的15%。</p><p><b>　　干燥條件確定</b></p><p>　　1.干燥介質——濕空氣，根據成都的年平均氣象條件，將空氣進預熱器溫度定為16℃,相對濕度定為84%。</p><p&

19、gt;　　2.干燥介質進入干燥器溫度=120℃。</p><p>　　3.物料進入干燥器溫度：=20℃</p><p>　　4.干燥介質離開干燥器的相對濕度和和：對氣流干燥器，一般要求較物料出口溫度高10—30℃，或者較出口氣體的絕熱飽和溫度（濕球溫度）高20—50℃。</p><p>　　5.熱源：飽和蒸汽，壓力400kPa。</p><p&g

20、t;　　6.物料出口溫度 ：物料出口溫度于許多因素有關，但主要取決于物料的最終濕含量、臨界濕含量，和內部遷移控制段的傳質系數。如果，則，若，物料的臨界濕含量低于0.05 則可用下式計算。</p><p>　　7.操作壓力：常壓。</p><p>　　8.設備工作日：每年330天，每天24小時連續(xù)運行。</p><p><b>　　第三節(jié) 設計計算</

21、b></p><p>　　干燥流程的確定及說明</p><p>　　根據任務，采用臥式多室流化床干燥裝置系統(tǒng)。</p><p>　　來自氣流干燥器的顆粒狀物料用星形加料器加到干燥室的第一室，依次經過各室后，于67.5℃離開干燥器。濕空氣由送風機送到翅片型空氣加熱器，升溫到120℃后進入干燥器，經過與懸浮物料接觸進行傳熱傳質后溫度溫度降到了73℃。廢氣經旋風分離

22、器凈化后由抽風機排除至大氣?？諝饧訜崞饕?00kPa的飽和水蒸氣作熱載體。</p><p><b>　　物料和熱量衡算</b></p><p><b>　　物料衡算 </b></p><p>　　由給定的任務條件已知，生產能力為2500kg/h(以干燥產品計)，即為, 又.</p><p><

23、b>　　濕基</b></p><p><b>　　絕干物質質量流率為</b></p><p>　　干燥器單位時間汽化水分量為</p><p>　　水在16℃下的飽和蒸汽壓為</p><p><b>　　空氣濕度為</b></p><p><b>　

24、　絕干氣體質量流率為</b></p><p><b>　　,</b></p><p>　　=0.00956, </p><p><b>　　(a)</b></p><p>　　空氣和物料出口溫度的確定</p><p>　　空氣出口溫度比出口處濕球溫度要高出20—5

25、0℃，在這里取35℃。</p><p>　　由℃，查上頁濕度圖得：=38.0℃</p><p><b>　　近似取℃，</b></p><p><b>　　則℃ </b></p><p>　　設物料離開干燥器的溫度，</p><p><b>　　因,而<

26、/b></p><p><b>　　故可用公式</b></p><p><b>　　又因</b></p><p>　　=2491.27-2.30285*38=2403.76kJ/kg</p><p><b>　　故代入數據</b></p><p>

27、<b>　　得到67.5℃</b></p><p><b>　　干燥器的熱量衡算</b></p><p>　　如圖所示，干燥器中不補充能量，故0</p><p>　　干燥器中的熱量衡算可表達為：</p><p><b>　　(b)</b></p><p>

28、;　　物理意義是氣體冷卻放出的熱量Q用于三個方面：以氣化濕分，以加熱物料，以補償設備的熱損失。</p><p><b>　　其中，</b></p><p>　　=360.69（2491.27+1.884=601201kJ/h=167kW,</p><p>　　=2487.5(1.256+4.187)=150877.8kJ/h=41.91kW&l

29、t;/p><p><b>　　=</b></p><p>　　=(1.005+1.884*0.00956)(73-16)L</p><p>　　=58.31kJ/h=0.0162LkW</p><p><b>　　=</b></p><p>　　=(1.005+1.884*0.0

30、0956)(120-16)</p><p>　　=106.39LkJ/h=0.0285LkW</p><p>　　因為干燥器的熱損失為有消耗熱量的15%，</p><p><b>　　即</b></p><p>　　=0.15(167.0+41.91)=31.34kW</p><p>　　將上面各

31、式代入(b)式，</p><p>　　即為0.0285L=167+41.91+0.0162L+31.34 240.25</p><p>　　解得L=19532.52kg絕干氣/h</p><p>　　將L=19532.52代入(a)式</p><p>　　即為19532.52,</p><p>　　解得=0.0

32、2803kg水/kg絕干氣</p><p><b>　　干燥器的熱效率</b></p><p>　　許多資料和教科書上都是以直接用于干燥目的的來計算熱效率</p><p><b>　　所以</b></p><p><b>　　，其中</b></p><p&g

33、t;<b>　　故干燥器的熱效率為</b></p><p>　　第四節(jié) 干燥器工藝尺寸設計</p><p><b>　?、辶骰俣鹊拇_定</b></p><p>　　1.臨界流化速度的計算</p><p>　　對于均勻的球星顆粒的流化床，開始流化的孔隙率</p><p>　

34、　在120℃下空氣的有關參數為： 密度=0.898，粘度，導熱系數℃</p><p><b>　　所以 =87.53</b></p><p>　　由和值，查李森科關系圖得=</p><p><b>　　臨界流化速度為=</b></p><p><b>　　=</b></p

35、><p>　　2. 沉降速度的計算</p><p>　　顆粒被帶出時，床層的孔隙率。</p><p>　　根據及的數值，查李森科關系圖可得=</p><p><b>　　帶出速度為</b></p><p>　　帶出速度即為顆粒的沉降速度。</p><p><b>　　

36、3. 操作流化速度</b></p><p>　　取操作流化速度為0.7</p><p><b>　　即</b></p><p>　　流化床層底面積的計算</p><p>　　干燥第一階段所需底面積</p><p>　　表面汽化階段所需底面積可以按公式</p><p&

37、gt;　　式中，靜止時床層高度為。</p><p>　　干空氣的質量流速取為，即</p><p><b>　　℃</b></p><p>　　3.51*24000=84240℃</p><p>　　由于所得需要校正，由從圖可查的</p><p><b>　　。</b><

38、/p><p>　　所以84240=9266.4℃</p><p><b>　　公式即可演變?yōu)椋?lt;/b></p><p><b>　　解得=7.646</b></p><p>　　(2)物料升溫階段所需底面積</p><p>　　物料升溫階段的所需底面積可以按公式</p>

39、;<p><b>　　公式中：</b></p><p><b>　　即為：</b></p><p><b>　　解得=1.494</b></p><p><b>　　(3)床層總面積</b></p><p>　　流化床層總的底面積=7.646

40、+1.494=9.14</p><p><b>　　㈢干燥器長度和寬度</b></p><p>　　今取寬度b=2.4m,長度a=4m,則流化床的實際底面積為9.6m。</p><p>　　沿長度方向在床層內設置5個橫向分隔板，板間距約為0.67m.</p><p><b>　?、柰Ａ魰r間</b>&

41、lt;/p><p>　　物料在床層中的停留時間為：</p><p><b>　?、楦稍锲鞲叨?lt;/b></p><p>　　流化床的總高度分為濃相段高度和分離段高度。流化床在界面以下的區(qū)域稱為濃相區(qū)，界面以上的區(qū)域稱為稀相區(qū)。</p><p><b>　　(1)濃相段高度</b></p>&

42、lt;p><b>　　而由式0.8822</b></p><p><b>　　由此</b></p><p><b>　　(2)分離段高度</b></p><p>　　對非圓柱形設備，應用當量直徑代替設備直徑D</p><p>　　由以及=1.048m 從資料查得<

43、/p><p><b>　　從而m</b></p><p><b>　?。?）干燥器高度</b></p><p>　　為了減少氣流對固體顆粒的帶出量，取分布板以上的總高度為2.5m。</p><p><b>　　干燥器結構設計</b></p><p><

44、b>　　布氣裝置</b></p><p>　　布氣裝置包括分布板和預分布器兩部分。其作用除了支撐固體顆粒、防止漏料以及使氣體均勻分布外，還有分散氣流使其在分布板上產生較小氣泡的作用，以造成良好的起始流化條件與抑制聚式流化床的不穩(wěn)定性。如圖4所示。</p><p>　　采用單層多孔布氣板。</p><p>　　取分布板壓降為床層壓降的15%。則<

45、;/p><p>　　取阻力系數，則篩孔氣速為：</p><p>　　干燥介質的體積流量為：</p><p>　　選取篩孔直徑，則總篩孔數目為：</p><p><b>　　個</b></p><p>　　分布板的實際開孔率為：</p><p>　　在分布板上篩孔按等邊三角形布置

46、，孔心距為：</p><p>　　可取T=5.6mm.</p><p>　　預分布器的作用是在分布板前預先把氣體分布均勻一些，避免氣流直沖分布板而造成局部速度過高，對于大型干燥器，尤其需要裝置預分布器。</p><p><b>　　分隔板</b></p><p>　　為了改善氣固接觸情況和使物料在床層內停留的時間分布均勻

47、，沿長度方向設置5個橫向分隔板（板間距約為0.67m）。</p><p>　　隔板與分布板之間的距離為20-50mm,隔板做成上下移動式，以調節(jié)其與分布板之間的距離。</p><p>　　分隔板寬2.4m，高4.5m，由5mm厚鋼板制造。</p><p><b>　　物料出口堰高h</b></p><p>　　將和代入上

48、式，即可以得到</p><p>　　解得：=6.7092</p><p><b>　　以公式計算h的數值</b></p><p><b>　　代入相關數據可得：</b></p><p><b>　　整理上式得到</b></p><p>　　經試差解得h=

49、0.835m</p><p>　　為了便于調節(jié)物料的停留時間，溢流堰的高度設計成可調節(jié)結構。</p><p>　　第六節(jié) 干燥器設計結果列表</p><p>　　第七節(jié) 附屬設備的設計與選型</p><p><b>　　風機的選擇</b></p><p>　　為了克服整個干燥系統(tǒng)的阻力以輸送干燥

50、介質。必須選擇合適類型的風機并確定其安裝方式。</p><p><b>　　送風機</b></p><p>　　風機按其結構形式有軸流式和離心式兩類。軸流式的特點是排風量大而風壓很小，一般僅用于通風換氣，而不用于氣體輸送。故選擇離心式通風機。其風機進口體積流量V1為</p><p><b>　　壓頭HT為 </b><

51、/p><p>　　上式中可忽略，，，所以上式可簡化為</p><p>　　因為整個干燥過程的壓降主要有氣固分離器、換熱器、干燥器和旋風分離器的壓降，其總和大約為 13000Pa。為前半段提供動力的風機取</p><p><b>　　風機進口密度為</b></p><p>　　根據所需風量 和風壓，從風機樣本中查得的離心通風機

52、滿足要求，電動機型號為。該風機性能如下</p><p><b>　　風量 </b></p><p><b>　　全風壓 </b></p><p><b>　　軸功率 </b></p><p><b>　　排風機</b></p>&l

53、t;p>　　同理可得到物料出干燥塔的溫度下的體積流量V2：</p><p>　　空氣在干燥的后半段還需要的壓頭約為6159Pa、。故我們選擇的離心通風機，電動機的型號為。。該風機性能如下</p><p><b>　　風量 </b></p><p><b>　　全風壓 </b></p><p

54、><b>　　軸功率 </b></p><p><b>　　2.氣固分離器</b></p><p>　　為了獲得較高的回收率，同時避免環(huán)境污染，需將從干燥器中出來的空氣進行氣固分離，在干燥系統(tǒng)中使用的分離器主要有旋風分離器、袋濾器、濕式洗滌器等。</p><p>　　旋風分離器（如圖6所示）是利用慣性離心力的作用從

55、氣流中分離出顆粒的設備。其上部為圓筒形，下部為圓錐形。它內部的靜壓力在器壁附近最高，僅稍低于氣體進口處的壓強，越往中心靜壓力越低，中心處的壓力可降到氣體出口壓力以下。旋風分離器的分離效率通常用臨界粒徑的大小來判斷，臨界粒徑越小，分離效率越高。</p><p>　　在此次設計中采用旋風分離器分離以上的PVC粉塵以能達到工藝和環(huán)境要求。經考慮，故選用型旋風分離器。</p><p>　　式中為出

56、口空氣溫度下的密度，即為時的密度：，另外取?？傻?lt;/p><p>　　根據旋風分離器手冊，可選擇標準切線進口。</p><p>　　圓柱體直徑D 4.59m 圓柱體高度L1 D</p><p>　　圓錐體高度L2 1.8D 進口寬度b 0.2D</p><p>　　進

57、口高度a 0.4D 排氣管直徑d 0.3D</p><p>　　排氣管深度l 0.8D </p><p><b>　　3.空氣加熱器</b></p><p>　　選擇列管式換熱器，由于飽和水蒸氣在管程中被冷凝，形成液態(tài)水，停留在換熱器中，我們需要將折流擋板的缺口按水平方向排列。選擇列管式換熱

58、器，如圖5所示，則</p><p><b>　　已知條件有： </b></p><p>　　空氣 </p><p><b>　　水蒸氣 </b></p><p>　　查取相關書籍可得空氣（平均溫度）和水蒸氣的物理性質參數為</p><p>

59、;<b>　　初選換熱器規(guī)格</b></p><p><b>　　按空氣計算熱負荷為</b></p><p>　　忽略換熱器熱損失，由熱量衡算可得水蒸氣的流量為</p><p>　　按逆流傳熱計算平均溫差為</p><p>　　初選一臺單殼程、偶數管程的換熱器，則</p><p&

60、gt;　　查圖（《化工原理》圖7.26）得，則</p><p>　　參照表（《化工原理》表7.7），初步估計換熱器的總傳熱系數，</p><p><b>　　則傳熱面積為。</b></p><p>　　由《鋼制列管式固定管板換熱器結構手冊》可初步選擇列管式換熱器。其參數如下：</p><p>　　外殼直徑 D/mm

61、 800</p><p>　　公稱壓強 p/MPa 10</p><p>　　管子排列方法 正三角形</p><p>　　管長 /m 3</p><p>　　管子外

62、徑 /mm </p><p>　　管子總數 469</p><p>　　管程數 /Np 1</p><p>　　殼程數 1</p>&l

63、t;p>　　管程流通截面積 /m2 0.1624</p><p>　　殼程流通截面積 /m2 0.416</p><p>　　換熱面積 /m2 106.8</p><p>　　折流板間距 h/mm 300<

64、;/p><p>　　采用此傳熱面積，則要求總傳熱系數為</p><p><b>　　驗算壓降</b></p><p><b>　　管程壓降為</b></p><p><b>　　管程流體流速為</b></p><p>　　管程中空氣流速偏大，可能造成不利影響

65、。因此，選擇兩臺同類型的換熱器并聯。</p><p>　　空氣可視為理想氣體，其黏度μ與壓強無關，而密度隨壓強的升高而增大，即</p><p>　　該換熱器內的鋼管的絕對粗糙度取為，則，查圖（《化工原理》圖2.13）可得。</p><p><b>　　則管程總流動阻力為</b></p><p><b>　　b．

66、殼程壓力降為</b></p><p><b>　　殼程流體流速為</b></p><p>　　管子為三角形排列，故取，另外有，</p><p><b>　　。所以</b></p><p><b>　　則殼程總流動阻力為</b></p><p>

67、;<b>　　核算總傳熱系數</b></p><p><b>　　管程給熱系數</b></p><p>　　查表（《化工原理》附錄6）可得</p><p><b>　　因為，所以</b></p><p><b>　　殼程給熱系數</b></p>

68、<p><b>　　假設外壁面溫度為。</b></p><p><b>　　管束校正系數為</b></p><p>　　所以，蒸汽在管間冷凝的給熱系數為</p><p><b>　　污垢熱阻</b></p><p>　　查表（《化工原理》表7.8）可得。由管程給熱

69、系數和殼程給熱系數不難看出，不銹鋼的溫度趨進空氣（）側，故取導熱系數。</p><p><b>　　所以 。</b></p><p>　　計算的總傳熱系數與估計值的偏差為</p><p>　　根據計算的傳熱系數可以求得傳熱面積為</p><p>　　計算的傳熱面積與估算傳熱面積的偏差為</p><p

70、>　　綜上所述，所選擇的列管式換熱器的參數為 </p><p>　　外殼直徑 D/mm 100</p><p>　　公稱壓強 p/MPa 10</p><p>　　管子排列方法 正三角形</p><p>

71、;　　管長 /m 5 </p><p>　　管子外徑 /mm </p><p>　　管子總數 749</p><p>　　管程數 /Np 1</p

72、><p>　　殼程數 1</p><p>　　管程流通截面積 /m2 0.6079</p><p>　　殼程流通截面積 /m2 0.416</p><p>　　換熱面積 /m2

73、 106.8</p><p>　　折流板間距 h/mm 300</p><p><b>　　4.加料器</b></p><p>　　供料器是保證按照要求定量、連續(xù)（或間歇）、均勻地向干燥器供料與排料。常用的供料器有圓盤供料器、旋轉葉輪供料器、螺旋供料器、噴射式供料器等。</p><p

74、>　　將這些供料器相比較：對于圓盤供料器，雖然結構簡單、設備費用低，但是物料進干燥器的量誤差較大，只能用于定量要求不嚴格而且流動性好的粒狀物料；對于旋轉葉輪供料器，操作方便，安裝簡便，對高大300oC的高溫物料也能使用，體積小，使用范圍廣，但在結構上不能保持完全氣密性，對含濕量高以及有黏附性的物料不宜采用；對于螺旋供料器，密封性能好，安全方便，進料定量行高，還可使它使用于輸送腐蝕性物料。但動力消耗大，難以輸送顆粒大、易粉碎的物料；

75、對于噴射式供料器空氣消耗量大，效率不高，輸送能力和輸送距離受到限制，磨損嚴重。</p><p>　　我們本次設計的任務是干燥PVC，它在進入干燥器之前的溫度下為固態(tài)顆粒狀，顆粒平均直徑，且硬度和剛性都較高。</p><p>　　因為圓盤供料器只能用于定量要求不嚴格的物料，所以通常情況下不選用。又因為螺旋供料器容易沉積物料，不宜用于一年330天，每天24小時的連續(xù)工作。另外我們較高硬度和剛性

76、的PVC對設備存在磨損，如果再加上空氣流的噴射作用，磨損將會更大，故不能選用噴射式供料器。</p><p>　　綜上我們選用星形供料裝置，如圖7所示，且，因此可選擇其規(guī)格和操作參數如下：</p><p>　　規(guī)格： </p><p>　　生產能力： </p><p>　　葉輪轉速：

77、 </p><p>　　傳動方式： 鏈輪直聯</p><p>　　設備質量： </p><p>　　齒輪減速電機： 型號</p><p><b>　　功率</b></p><p><b>　　輸出轉速</b>

78、;</p><p><b>　　參考資料：</b></p><p>　　《化工原理》第二版，科學出版社;</p><p>　　《化工原理課程設計》，天津大學技術出版社；</p><p>　　《化工原理設計導論》，成都科技大學出版社；</p><p>　　《先進干燥技術》，T.庫德 ，A.S.牟久大