影响流化床制粒设备的相关因素

周云珍 田 冰

（辽宁祥安制药机械有限公司，辽宁丹东 118000）

1 流化床制粒过程

流化喷涂造粒做为制粒技术的一种方式，是将熔融物或溶液、悬浮液雾化成雾滴，喷射到基本固化或干燥的流态化运动颗粒（或称核粒）上，颗粒表面涂上的熔融物或溶液、悬浮液，经过适当时间后固化或干燥，颗粒长大为较大的核粒，如此反复几次，最后形成一定粒度范围的颗粒状固体物料作为成品排出。制粒作为粒子的加工过程，几乎与所有的固体制剂相关。涂层长大成粒过程见图1～图3及图例说明。

图1 粒子黏附状态

图2 液相涂层模型

图3 粉末涂层模型

2 流化造粒工作原理

其工作原理是用气流将粉末悬浮，即使粉末流态化，再喷入黏合剂，使粉末凝结成颗粒。由于气流的温度可以调节，因此，可将混合、制粒、干燥等操作在一台设备中完成。流化造粒机一般由空气预热器、压缩机、鼓风机、流化室、袋滤器等组成，如图4所示：流化室多采用倒锥形，以消除流动“死区”。气体分布器通常为多孔倒椎体，上面覆盖着60～100目的不锈钢筛网。流化室上部设有袋滤器以及反冲装置或振动装置，以防袋滤器堵塞。

工作时，经过滤净化后的空气由鼓风机送至空气预热器，预热至规定温度后，从下部经气体分布器和二次喷射气流入口进入流化室，使物料流化。随后，将黏合剂喷入流化室，继续流化、混合数分钟后，即可出料。湿热空气经袋滤器除去粉末后排出。

流化造粒机制得的颗粒多为30～80目，颗粒外形比较圆整，压片时的流动性也较好，这些优点对提高片剂质量非常有利。由于流化制粒机可完成多种操作，简化了工序和设备，因而生产效率高，生产能力大，并容易实现自动化，适用于含湿或热敏性物料的制粒。缺点是动力消耗较大。此外，物料密度不能相差太大，否则将难以流化制粒。

有时喷射出的熔融物或溶液、悬浮液的雾滴，未接触到其他运动颗粒，就已经固化或干燥，形成新的核粒。根据粒数平衡，可得到颗粒成长速率，以确定所需停留时间和流化床浓相区高度。雾化装置主要有气流式喷嘴和压力式喷嘴两种，其中压力式喷嘴用得比较少些。

3 流化造粒分类与结构

使颗粒产生流态化运动的床层一般由流化床和喷动床。当涂膜是为了改善原来颗粒物料的性能时喷涂物和被涂颗粒不是同一种物料。流化喷涂造粒设备可分为喷动床喷涂造粒器和流化床颗粒涂膜器。

3.1 流化床喷涂造粒器

流化床喷涂造粒器的结构如图4所示。

图4 流化床喷涂造粒器

3.1.1 工作原理及优缺点

工作原理：流化床喷涂造粒就是在气固流化床中先加入细粒子作为晶种然后通入热风将细粒子流化起来，待床层达到一定温度时，用雾化器将料液持续而均匀地喷淋到流化床层中，液体与固体相结合（涂层或团聚），由热风将其干燥并带走已蒸发的水分，固体粒子不断长大，待粒子长大到规定尺寸时排出流化床即为产品。

与其它造粒法相比较，流化床喷涂造粒具有独特的优势：

（1）可以在同一设备中实现混合、造粒（涂层或团聚）、干燥、冷却等操作过程，由液体物料一步制成无粉尘颗粒产品，平均粒径一般为0.3 ～ 3 mm（也有更大颗粒的，如尿素的流化床喷涂造粒，其粒径可达2 ～ 8 mm）。

（2）由于床层中气体与颗粒的剧烈搅动和混合，床层温度均匀，气固接触面积大，传热传质速率高。

（3）工艺简单、设备紧凑、生产能力大。

流化床喷涂造粒也存在一些不足：

（1）床层中气流分布不够均匀，不少气体以气泡形式通过床层，操作不好夹带现象严重。

（2）由于颗粒间的相互剧烈碰撞会使颗粒破碎，产生细粉，这样就要求其细粉回收设备的效率要高。

（3）一旦喷雾量过多，极易造成颗粒与颗粒间的大范围团聚，流化状态急剧恶化，造成气体短路和死床。

流化床喷涂造粒过程是流态化技术、喷雾技术和干燥技术三者的有机结合。在间歇操作的制药工业和连续操作的化学工业中已得到广泛应用。

3.1.2 类别

具体可分为：

（1）圆锥形流化床喷涂造粒干燥器 流化床喷雾造粒干燥器一般为锥形床，锥底部装有气体分布板，分布板一般为多孔筛板，在距气体分布板一定高度处装有一支或多支料液喷嘴。多支喷嘴通常在同一床截面均布，使料液在床内均匀雾化。

（2）搅拌流化床喷涂造粒干燥器 为了克服普通流化床喷涂造粒的不足，便出现了搅拌流化床喷涂造粒干燥器。这是国内常用的一种造粒装置，喷嘴可以侧喷或由上向下喷。这是一种间歇操作的造粒装置，多用于制药工业。与普通流化床喷涂造粒相比，搅拌流化床喷涂造粒的优点有以下几点。

1）搅拌器可以打碎气泡，使流态化过程更平稳，降低了在床层表面上气泡的破裂程度，从而减少夹带。由于气泡被打碎，使气-固两相接触面积增大，传热传质效率提高。

2）搅拌使料液在颗粒表面分布得更均匀，传热传质面积增大。

3）即使一时喷液量过多，也不会立即死床，因为搅拌器可以打碎团聚物料，清除团聚死区并强制流化，不会出现气流短路现象。

（3）带环形空气分布器的流化床喷雾造粒干燥器 这种干燥器的热空气是向器壁方向喷射的。

（4）带分级空气的流化床喷雾造粒干燥器 在中心出料管中通入分级空气，可将细粒子吹入流化床中，粗颗粒作为产品排出，在螺旋排料器中设置分级装置的流化床喷雾造粒干燥器在螺旋排料器中，设置的分级装置可将细颗粒返回到床层中，粗颗粒作为产品被排出干燥器外。

3.1.3 机理

机理：熔融物或溶液由装在浓相面上或者装在锥形床侧壁埋入浓相区的气流式喷嘴喷入。喷出的雾沫涂布在运动颗粒表面上，经固化或干燥颗粒长大。锥形床使流化颗粒形成中心向上、四壁向下的颗粒流动，这样循环喷涂成长。长大成一定大小已经固化或干燥了的颗粒，由分布板平面上中心管的分级气流中沉降卸出，粒度合格的颗粒作为成品，过大的颗粒（即筛上物）经熔融或溶解后再用。夹带细粉的气体由器顶排出，经装在器内或器外的过滤管或旋风分离器，把夹带的细粉粉粒，返回床层作为核粒。冷却固化或蒸发干燥用的空气，经冷却器冷却或加热器加热后，由分布板下分布室引入。回收细分后的排气，由排风机抽出排入大气。粉末喷涂黏附涂层造粒装置如图5所示。

喷入的是黏结液，由黏结液在颗粒表面黏结粉末成涂层。

流化床喷涂造粒有比喷雾造粒较长的停留时间，每个颗粒可以移走较多的冷却固化热量或蒸发较多的水分，得到的成品颗粒也较大（粒径为0.5 ～ 5 mm），使设备高度可以降低，一般为直径的3 ～ 5倍，不到10 m。用于尿素、硝铵和复合肥料的造粒，生产能力可达50 t/h。

3.2 喷动床喷涂造粒器

喷动床喷涂造粒器的结构如图6所示：

靠近喷动口的喷射气速很大，即使很大颗粒也能被喷射向上，大颗粒不会形成死床。颗粒循环流动也是中心向上，周壁向下。成品颗粒卸出口在容器的侧壁中部，即浓相面附近，便于较大颗粒滚落卸出。卸料管仍可引入分级气流，避免细小核粒混入卸出。流程与流化床喷涂造粒基本相同。

喷动床喷涂造粒器可用于化学肥料和符合肥料的造粒，特别是要求较大粒径的产品时，以采用喷动床喷涂为宜。

图5 流化床喷涂黏附造粒装置流程

3.3 流化床颗粒涂膜器

图6 喷动床涂膜造粒机

较大颗粒涂膜可以在转筒或转盘滚动造粒器中进行。当较小颗粒需要涂膜时，常在特殊设计的流化床中进行。流化床颗粒涂膜器的核心是膜液的雾化喷入方法，一般有顶部、侧面切向和底部3种安装位置见图7所示。

喷头通常是用压力式喷嘴。随着喷头安装位置的不同，流化床结构也有较大差异。

3.3.1 顶部喷头

多数用于锥形流化床，颗粒在容器中央向上流动，接受顶喷雾化液沫后向四周落下，被流化气体冷却固化或蒸发干燥。

3.3.2 侧面切向喷头

底部平放旋转圆盘，中部有锥体凸出，底盘与器壁的环隙中引入流化气体，颗粒从切向喷嘴接受雾化雾滴，沿器壁旋转向上，到浓相面附近向心且向下，下降碰到底盘锥体时，又被迫向外，如此循环流动，当其沿器壁旋转向上时，被环隙中引入的流化气体冷却固化或蒸发干燥成膜层。

侧喷流化床采用了旋转流化床技术，在制药业用于药丸制造及粉粒包衣。

3.3.2.1 侧喷流化床处理过程

离心流化床与常规流化床主要区别在于一个速度可调的旋转盘，转盘与床体具备一窄缝。

物料投入床内，并受到三个力的作用：离心力、空气的举力及本身重力作用，呈螺旋的绳股状运动，就单个粉粒而言，其轨迹基本恒定。雾化器设置在床壁，并顺着旋转方向同向喷入。

图7 流化床涂膜器结构

3.3.2.2 制丸

离心床内物料所产生的物料自转、公转运动及相互摩擦作用，能生产出真球度高、表面光滑的药丸。

影响药丸真球度的因素有：喷液流量、风量大小、转子转速、雾粒大小及供粉速度，就某种药丸而言，必须匹配好这些参数，方才能得到重复性良好的工艺。除设备参数外，合适的配方是高质量药丸所必须的。

3.3.3 底部喷头

多数用于导流筒式流化床，颗粒在导流筒底部，接受底喷雾化液沫，随流化气体在导流筒内向上，到筒顶上方时向外，并从导流筒与器壁之间环形空间中落下，在筒内向上和筒外向下过程中，均被流化气体并流或逆流冷却固化或蒸发干燥。导流筒投影区域内开孔率较大，区域外开孔率较小，使导流筒内气流速度大，保证筒内颗粒向上流动，稳定颗粒循环流动。

底喷流化床，因在流化床中心形成上升区，而环隙形成下降区，类似喷泉状，将随机的流态化改变为规则流，因而，在工业上用于包衣作业。

3.3.3.1 粉体包衣

底喷流化床将流化及气流输送相结合，形成中心的上升区及环周的流化区，由于上升区的气速较大，粉体处于高度分散状态不致发生粘结，因而，运用底喷流化床可进行粉体包衣。

底喷流化床达到“喷泉”效果是满足包衣的先决条件，对于粉末还应视物料的流动性，粉体大小，热物理性能，合理地匹配上升区-流化区风量比例，才能练好的完成包衣操作。

3.3.3.2 颗粒（丸）包衣

颗粒剂或丸剂包衣主要由底喷流化床或侧喷流化床来完成。用于包衣的颗粒应满足基本条件有：一定的强度、表面积小、微孔少而表面致密。因此，需进行包衣的颗粒、丸均应选用旋转流化床进行丸、粒制备。

流化床颗粒涂膜器的应用范围很广，制药被涂颗粒粒径不是太大，成膜物质可以在不太高的温度熔融或能配制成溶液，均可应用流化床颗粒涂膜器。

4 流化造粒设备影响成品质量的主要因素

综上所述三种各自不同的流化造粒设备，根据工作原理和结构特点，归纳认为影响流化造粒设备成品质量的主要因素有以筛板、喷枪为主因影响的气流的物理状态、流化床本身的床层属性、温度、颗粒和膜液的物理性质这四点，简而言之就是：气流、床层属性、温度、物料性质。

4.1 气流

没有床层就没有流化床，所以，气流形成床层其主要作用不言而喻，同时，在颗粒的成长即传热传质过程中又起到主要作用。流化过程中气流一定要均匀，流速要合适。所以，影响气流物理性质的主要因素为筛板和喷枪。

4.1.1 筛板

也称为气体分布板，一方面用以支承物料，另一方面用以均匀分布气流，造成良好的起始流化条件，抑制聚式流化床的不稳定性。如果气流分布不均匀，床层局部流速过高，则会引起该处床层空隙度增大，降低了该处的床层阻力，又进一步提高了该处风速，最后引起严重的沟流，破坏床层操作的稳定性。

筛板相当于许多并联的管路，要使气流分布均匀，就必须使各孔道两端的压力损失相同。但实际上有许多因素使它们不相等，主要是：在筛板下面入口气流的动压头各处不相等，正对气体入口处流速较高，产生动压头较大，因而筛板中央部分的小孔气速较高；床层的剧烈波动，使筛板上各点的颗粒柱高度不等，空隙率不一样，使筛板上各点的静压头也不同。因此，为了使气流分布趋于均匀，必须使流体通过孔道的压降大大超过上述因素所引起的偏差，使后者可以忽略，从而使各孔道的流速基本一致。据试验，一般取分布板压降为床层压降的10%～40%。当床层内具有搅拌装置时，可取小值。

气体通过孔道的阻力，取决于筛板孔道总面积与筛板面积之比，即筛板开孔率。试验表明，对于一般流化床干燥器，开孔率愈大，其流化质量愈差；减小开孔率，可改善流化质量。但开孔率过小，会使阻力过大，动力消耗增加。一般流化床干燥器分布板开孔率取3%～8%，其下限常用于低流化速度，即干燥颗粒细、密度小的物料。孔径常为1.5～2.5 mm，有时孔径可达5 mm。

工业上所采用的筛板型式较多，常用的有以下几种：

（1）直流式气体分布板：图8所示为各种直流式分布板结构。其中图（d）为应用最广泛，效果较好。

直流式气体分布板属普通型多孔筛板，结构简单，制造方便，但这种分布板气流方向正对床层，易产生沟流，小孔易堵，停车时易漏料，性能较差。板的厚度取大一点为好，如10～20 mm，它刚度大，孔道长，能改善物料泄漏现象。在流化床干燥器中，分布板阻力通常为500～1500 Pa。

（2）侧孔式风帽：通常使用带有风帽的分布板。一般在风帽上开有4 ～ 8个侧孔，气体从水平方向流出，在一定的孔速与风帽间距下，气流可吹过整个板面，消除死床。由于风帽占去了部分空间，使帽群气速较高，造成一个良好的起始流化条件。这种分布板不易漏料和堵塞，但结构比较复杂，制造费用高。

（3）炉算式气体分布板：整个炉算采用同一截面的炉条拼装组合成一体，炉条之间的缝隙可以调整，能保证缝隙尺寸为一定值（如1～2 mm），使气体通过分布板后能均匀分布。

筛板的阻力可按公式（1）计算：

式中： －筛板阻力系数，一般为1.5～2.5；

u0－筛板孔速，m/s;

而床层的阻力可按公式（2）计算：

式中：h0－静止床层高度，m；

（4）气体预分布器：为了使气体更均匀地进入筛板，一般在流化床干燥器内加设气体预分布器，将气体先分布一次，这样可避免气流直冲筛板而造成局部流速过高，使分布板在较低阻力下达到均匀布气的作用。主要应用于床径大于1.5 m流化床。

4.1.2 喷枪

喷枪的设计影响着雾化分散度、雾化均匀度。而喷枪中最重要的为喷嘴的设计。

图8 直流式气体分布板

喷枪的设计，液/气压力所产生的雾化压力、流速、喷嘴孔径和几何形状、蠕动泵的定量参数、流化床内压力及膜液的物理性质对雾滴产生形成有直接影响的。液/气压力影响着膜液流经喷嘴时的流速、流量，而流速的高低将使膜液粒径发生变化。任何溶液，在外界动能作用下，在单位时间内都可以克服表面张力而获得分散，形成新的表面和雾粒。图9为各种喷雾法制得雾粒的大致范围。

图9 喷雾雾粒的几何尺寸

膜液从单一孔中经加压后获得雾化，其演变过程如图10所示。

液体从管孔中滴下时，管端液滴质量增加，克服了表面张力，后出现滴下现象，当管端流量增大时，形成液柱，这种状态称为平滑流。若柱端部受到径向分速度可引起纵向振动，使液柱分裂，由于液流的纵向振动达到一定强度后，可使液柱长度变短，这种液流的不安定状态叫迁移流，当压力增加流速再增大时，液柱端部即呈波状流，若继续加大流速，即发生喷雾流。

在实际应用中，由于周围空气的作用，液流与空气之间有相对速度存在因而可用喷射数je来表示雾化程度。见公式（3）：

式中：va－液流与空气的相对速度，m/s；

ρa－空气的密度，kg/m3；

de－喷嘴的孔径，mm；

ρ1－液体的密度，kg/m3；

图10 液滴雾化过程

σ－液体的表面张力，N/m。

当je< 0.1 滴下

je≌0.1～10 平滑流

je≌10～400 波状流

je＞400 喷雾流

为了得到良好的雾滴在设计使用之初应当选择与膜液相合适的喷枪及喷雾压力。这时，在使用中调节蠕动泵喷雾速度和喷雾量与干燥参数相匹配。同时，在设备中当膜液温度过低时蠕动泵须停机。

操作中膜液的雾化程度直接影响外观质量，喷液的雾化效果直接由雾化压力以及雾化系统决定。雾化开始时，雾化速度和干燥热风温度的控制原则为：略带湿润，温度不宜过高或过低。过高，则干燥太快，成膜容易粗糙，颗粒色不均；过低或雾化量过大，使流化床内湿度过高，很快出现死床现象。

下面具体介绍一下不同喷嘴的结构特点：

（1）压力式喷嘴：靠高压液体高速流出喷嘴，冲击相对静止的空气，把液流分散成雾滴，其结构如图11所示。

高压液流从导管进入喷嘴，经喷嘴内部切向导向槽进入涡旋腔旋转，到相对很小的喷嘴口旋转成液模高速喷出冲击空气，分散成较细雾滴。喷嘴外用夹套保温，以免熔融液在喷嘴中冷却、固化。由于液体密度比气体大得多。

（2）气流式喷嘴：由高速喷出的气流，冲击打散流速很低的液流，气流与液流的相对速度较高，液流可以被打散雾化得很细。二流式喷嘴的液流一般只有一个通道，气流一般也是一个通道。

内混和气流式喷嘴的结构形式如图12所示。

当液流是从单孔流出时，气流一般为单孔流出。在喷嘴内腔，二流体互相冲击分散，分散后喷出喷口，还可有进一步分散作用。内混和气流式喷嘴一般雾化细度较好，但有液流反窜到气流中或气流反窜到液流中的危险。

图11 压力式喷嘴结构

图12 内混和气流式喷嘴的结构型式

外混和气流式喷嘴的结构型式如图13所示。

液流和气流可以是直线喷出，也可以是旋转喷出。当要求旋转喷出时，需有导向叶片、导向槽或切向进口导旋。三流式喷嘴的气流可以由两个通道喷出，其中心和外围是气流，夹层是液流，或膜状直线或旋转流出，二股气流也均可成直线或旋转喷出。旋转喷出时需有导向结构。一般在大处理量时，三流式喷嘴可以雾化得更细一些。外混和气流式喷嘴无气窜液、液窜起危险，但在同样气相和液相压强下，雾化细度比内混和式稍差一些。

图13 外混和气流式喷嘴结构型式

气流式喷嘴主要用于高黏度的熔融液，或者要求雾化较细的场合，维护比较方便，其单喷嘴的喷量最大达0.2 t/h。

4.2 床层属性

流化床层高度的计算可参照图14所示。

设备的高度，主要取决于浓相段高度h1、稀相段高度（或称分离高度）h2和扩大段高度h3。

4.2.1 浓相段高度h1

是流化床内传热质的主要部位，其床层高度关系到产品产量、质量、收率以及操作特性等，是工艺设计的重要尺寸。设计中一般考虑膨胀比R的计算公式为：

式中：V — 流化床层体积；

V0— 流化前的静止床层体积。

对于圆筒形床，若床层直径不变，则

图14 流化床喷涂造粒器

式中：h1、h0分别为流化床层高度和静止床层高度。h0主要由床层内进行的传热质过程的速率与两相流体力学等因素决定，由于过程的复杂性，尚无可靠的计算公式，一般由经验确定。下表为实际应用的圆筒型流化床干燥器的数据。

表 圆筒型流化床干燥器床层高度

4.2.2 稀相段（分离段）高度h2

当气体通过流化床的床层时，以气泡方式上升，然后再床层分界面处破裂，并将其夹带的固体抛向空中，即稀相区仍存在着一定数量的固体颗粒。这些固体颗粒，上升到距离床层分界面的一定高度处就会沉降下来。可以设想，离开流化分界面的高度h1越大，固体颗粒量就越少。对于不同的操作气速而言，在流化层上部某一个高度以上，固定颗粒含量就不再减少，变为一恒定数，称这一高度h2为流化床的稀相段。此高度有着消除固体颗粒夹带的作用。

如何确定稀相段高度h2尚无一个确切的计算公式。针对不同操作气速，不同颗粒尺寸，不同床径，不同形式的气体分布板的稀相段有不同的高度。

4.2.3 扩大段高度h3

为了进一步减少流化床粉尘带出量，可在稀相段之上再加一扩大段，在扩大段可以降低气流速度，使固体颗粒得到进一步沉降。扩大段的直径，应依据颗粒大小及其相对密度等参数来确定。有人提出，扩大段直径可取为床层直径的2倍，而扩大段的高度h3，一般可根据经验视具体情况选取，大致等于扩大段直径。

4.3 物料性质

膜液的物理性质影响造粒过程。膜液变为雾滴的粒径大小与成品颗粒外观有直接影响，但用公式来描述对雾滴性质的影响又存在差异，差异的原因是所选择雾化器之间有很大的差别，因而某个公式只能试用于各自条件下。

Fair（1974）提出用公式（6）描述液压喷雾中膜液性质对雾滴大小的影响：

式中，DVM表示雾滴的容积平均粒径；γ，μ，ρ分别表示溶液的表面张力，粘度及密度。

Nukiyama及Tanasawa（1939）提出描述气压雾化过程中所产生的雾滴的粒径公式：

式中，Ds表示雾滴的表面平均粒径；ν表示喷液管出口处气体相对液体的速率（m/s）；γ表示液体的表面张力（N/m）；ρ表示液体密度（Kg/m3）；μ表示液体的粘度（Pa•s）；J表示喷嘴处的气/液的体积比。

以上公式表明 ，膜液的物理性质会影响到雾滴的粒径及粒径分布，进而决定雾滴在与颗粒碰撞后的命运，最终影响成品颗粒的质量。而在膜液物理性质中，粘度，表面张力，密度对膜液处方喷雾影响最重要。如表面张力将会影响到雾滴的形成。粘度影响溶剂蒸发速率，悬浮在气流中雾滴的聚结等。然而在实际工程中由于喷枪等参数的调整将实际张力对质量的影响降低。

膜液的粘度，表面张力和密度越大，形成雾滴粒径越大；膜液流动速率，雾化气体和液体之间的相对速率也在很大程度上决定着雾粒的大小，这是由于这一相对速率不同所产生的剪切速率也不同；气/液质量比增大，雾滴的粒径随之减小，但增大到4∶1后，质量比再增加雾粒不再减小；预先加热被雾化的液体会减小它的粘度，雾粒也随之减小；使用不同的雾化器以及蒸发和聚结的程度不同，将会导致整个液雾轴向和径向上雾滴的差异。在移动过程中因粘度、距离不同，聚结和蒸发影响雾滴粒径的大小。工程实际中喷枪相对于流化床的位置和喷射方向，可由外围电气控制系统控制相应机构做调节。

4.4 温度

制粒过程中由于气固两相逆流接触、剧烈搅动，固体核粒悬浮于干燥介质中，有很大接触表面积，在对流过程中，热空气通过与湿的核粒接触将热能传至物料表面，再由表面传至物料内部，这是一个传热的过程；而湿物料受热后，表面水分首先汽化而内部水分以液态或气态扩散到物料表面，并不断气体到空气中，使用物料水分降低，成长一次，这是一个传质的过程。

温度在工程实际应用中往往由于原料核粒及膜液的理化性质限制需控制在一定范围内以防止在流化过程中变性，同时，要保证膜液喷入流化室内时对流化室内温度的影响，还要考虑核粒与雾粒膜液碰撞后的蒸发速率、系统潜热的影响，工程中通常用自动控制理论中的PID控制对温度进行较精确的控制，如图15为使用PID指令于温度控制时的方块图：

图15 温度控制方块流程图

4.4.1 几个基本概念

（1）被调量：就是反映被调节对象的实际波动的量值。也就是加热装置加热空气后的温度值。

（2）设定值：是人们期望被调量需要达到的值。

（3）正作用：流化床有一个进气口和一个出气口，如果进气量固定不变，依靠调节出气口的气量调节流化床温度。那么，温度如果高了，就需要调节出气量增大，对于PID调节器来说，这种输出随着被调量增高而增高的作用，叫做正作用。

（4）负作用：把出气量固定不变，而依靠调节进气量来调节温度。那么，如果流化床温度增高，就需要关小进气量。对于PID调节器来说，输出随着被调量的增高而降低的作用叫做负作用。

（5）动态偏差：在调节过程中，被调量和设定值之间的偏差随时改变，任意时刻两者之间的偏差叫做动态偏差，简称动差。

（6）静态偏差：调解趋于稳定之后，被调量和设定值之间还存在的偏差叫做静态偏差，简称静差。

（7）回调：PID调节器调节作用显现，使得被调量开始由上升变为下降，或者由下降变为上升。

实际应用时如图15，得出一种PID的基本表达式为：

式中：PV(t)S－温度传感器测量值的微分值；

整定方法：

先把系统调为纯比例作用，然后增强比例作用让系统震荡，记录下比例作用和震荡周期，然后这个比例作用乘以0.6，看温度变化曲线接近设定值并且是比较平滑接近时确定Kp值，然后调整Ki值由小到大，以不超过Kp为原则；最后调整Kd值由小到大，以不超过Kp的10%为原则，公式表达如下：

式中：Kp为比例控制参数，就是偏差乘以一个系数；

Kd为微分控制参数，就是对偏差进行积分运算；

Ki为积分控制参数，对偏差进行微分运算；

Km为系统开始振荡时的比例值；

ω为极坐标下振荡时的频率。

图16为笔者通过以上方法对我公司BB120流化床进行整定后的温度控制曲线（设定值30℃）比例系数还可相应减小以降低超调，进入稳态时间不到20 min，偏差在1℃以内。

图16 温度控制曲线

4.4.2 主要温度参数的确定原则

（1）热风入口温度：取决于被干燥物料的允许温度。为提高热效率，需提高入口介质温度。

（2）热风出口温度：通常情况，出口温度越低，热准备效率就越高，但出口温度的降低受露点温度的限制，即在袋式除尘器中不能有水析出。因此，一般取排气温度高于露点温度20～30℃，如果有多级除尘器，再多高一些。

（3）产品排出温度：由于物料与热风为并流，所以，物料温度不会太高。若产品在临界含湿量以上出料，其温度为出口热风的绝热饱和温度；若产品含湿量在临界含湿量以下，干燥已进入减速阶段，则温度可按桐荣良三提出的公式计算。如公式（10）：

式中：t2－热风出口温度，℃；

tm2－产品排出温度，℃；

tθ2－热风出口状态下的湿球温度，℃；

rθ2－在tθ2下水分汽化潜热，kJ/kg；

X2－产品含湿率（干基），%；

XC－物料临界含湿率（干基），%；

c－干物料的比热容，Kj/(kg•K)。

物料的临界含湿量一般在1%～3%之间，而产品排出温度在50～80℃之间。

（4）热风速度：从输送物料的角度考虑，气体的速度只要超过最大颗粒的沉降速度即可正常操作。但在实际气流操作中，一般取最大颗粒沉降速度的2倍，或比其大3 m/s。在变径管的加速段，为提高传热系数，可取30m/s。

（5）热风（空气）耗用量：热空气的耗用量可用公式（11）计算：

式中：Lg－绝干空气消耗量，kg/h；

W－干燥器单位时间内水分蒸发量，kg/h；

X1、X2－分别为进入和排出干燥器时空气的含湿率，kg/kg。

因在空气预热器中空气的湿度不变，即X1=X0故公式（11）可写为：

式中：X0－空气进预热器前的含湿率（干基），%，

其余符号同前。

综上所述，要了解并根据膜液物理性质、气流流动的物理状态、加上设备设计制造后床层属性、温度优化影响成品颗粒质量的条件，根据相互制约关系设置好设备运行参数。

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