第三章流体-固体颗粒间的运动和流态化
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化工原理 第三章教材
现有一底面积为 2m2的降尘室，用以处理 20℃的常压含 尘空气。尘粒密度为 1800kg/m3。现需将直径为 25μm 以上 的颗粒全部除去，试求：
(1) 该降尘室的含尘气体处理能力，m3/s；
(2) 若在该降尘室中均匀设置 9 块水平隔板，则含尘气 体的处理能力为多少 m3/s？
B、增稠器----分离悬浮液（连续生产过程）
① 干扰沉降：相邻颗粒的运动改变了原来单个颗粒周 围的流场，颗粒沉降相互干扰
② 壁效应：壁面，底面处曳力 ↓ ③ 颗粒形状：
例 5-1 颗粒大小测定 已测得密度为 ρp = 1630kg/m3 的塑料珠在 20℃ 的 CCl4 液体中的 沉降速度为 1.70×10-3m/s，20℃时CCl4 的密度ρ=1590kg/m3，粘度 μ=1.03×10-3Pa/s，求此塑料珠的直径
A、受力分析
重力：Fg
mg
6
d
3 p
p
g
浮力：
Fb
m
p
g
6
d
3 p
g
曳力： Fd
Ap
1 u2
2
B、重力沉降的几个阶段
1. 沉降的加速阶段：
设初始速度为0，根据牛顿第二定律：
Fg
Fb
Fd
m du
d
0
du
(p
)g
3
u2
d
p
4d p p
2. 沉降的等速阶段
u Fd
, du
d
某一时刻，du d
悬浮液在任何设备内静置，均会发生沉降过程，其中固体颗粒在 重力作用下沉降与液体分离
➢ 工作原理： ➢ 沉降的两个阶段： 上部----自由沉降 下部----干扰沉降
(1) 该降尘室的含尘气体处理能力，m3/s；
(2) 若在该降尘室中均匀设置 9 块水平隔板，则含尘气 体的处理能力为多少 m3/s？
B、增稠器----分离悬浮液（连续生产过程）
① 干扰沉降：相邻颗粒的运动改变了原来单个颗粒周 围的流场，颗粒沉降相互干扰
② 壁效应：壁面，底面处曳力 ↓ ③ 颗粒形状：
例 5-1 颗粒大小测定 已测得密度为 ρp = 1630kg/m3 的塑料珠在 20℃ 的 CCl4 液体中的 沉降速度为 1.70×10-3m/s，20℃时CCl4 的密度ρ=1590kg/m3，粘度 μ=1.03×10-3Pa/s，求此塑料珠的直径
A、受力分析
重力：Fg
mg
6
d
3 p
p
g
浮力：
Fb
m
p
g
6
d
3 p
g
曳力： Fd
Ap
1 u2
2
B、重力沉降的几个阶段
1. 沉降的加速阶段：
设初始速度为0，根据牛顿第二定律：
Fg
Fb
Fd
m du
d
0
du
(p
)g
3
u2
d
p
4d p p
2. 沉降的等速阶段
u Fd
, du
d
某一时刻，du d
悬浮液在任何设备内静置，均会发生沉降过程，其中固体颗粒在 重力作用下沉降与液体分离
➢ 工作原理： ➢ 沉降的两个阶段： 上部----自由沉降 下部----干扰沉降
第三章 固体流态化技术
沟流对反应过程的影响：沟流现象发生时，大部分气体没有 与固体颗粒很好接触就通过了床层，这在催化反应时会引起催 化反应的转化率降低。由于部分颗粒没有流化或流化不好，造 成床层温度不均匀，从而引起催化剂的烧结，降低催化剂的寿 命和效率。
4、恒定的压降
流化床的重要优点
流化床床层压降 =（重量-浮力）/单位床截面积
固定床阶段 床层不动 u1 ut
流化床阶段 u1 ut开始悬浮
颗粒输送阶段 u1 ut 颗粒带走
u ，u1 ，u1 ut
(a)固定床
(b)流化床
(c)气力输送
此时流体的真正速 度 u < 颗粒的沉降 速度u0
此时u= u0 颗粒悬浮于流体中，床层 有一个明显的上界面，与 沸腾水的表面相似
流化阶段，压降与气速无关，始终保持定值
固定床 流化床 C ΔP B A ¢ u 带出开始
m P ( p ) g Ap
起始流化速度
表观速度 流体通过颗粒床层的压降
D（ 带出速度 ）
推导：
流化床阶段，近似认为颗粒处于动态平衡。
即：总曳力 总重力 总浮力
p f A Fg Fb AL(1 )(s ) g
此时u> u0
固体流态化运用在粉粒状物料的输送、混合、加热或冷 却、干燥、吸附、煅烧和气固反应等过程中。
3、流化床存在的基础—大量颗粒群居 颗粒能在相当宽范围内悬而不走，离开群体的个别颗粒上 升后， 速度将减小，则会回落。
浮力
曳力 u1（实际速度） 重力
u（表观速度）
二、实际流化现象
流态化按其性状的不同，可以分成两类， 即散式流态化和聚式流态化。
主要用途：
南京理工化工原理课件3 --机械分离和固体流态化
1．间歇过滤机的生产能力
操作周期为 T=θ +θ
θ
W+θ D
θ ——一个操作循环内的过滤时间，s；
W——一个操作循环内的洗涤时间，s；
θ D——一个操作循环辅助操作所需时间，s。
则生产能力
3600V 3600V Q T W D
V——一个操作循环内所获得的滤液体积，m3
二、连续过滤机的生产能力
阻力：
6
1 2 Fd Ap u 2
根据牛顿第二运动定律：
Fg Fb Fd ma
u 2 3 d s g d g d d s a 6 6 4 2 6
3 3 2
加速阶段：开始沉降瞬间，u=0，因而Fd=0，加速度a等 速阶段：u=ut时,阻力、浮力与重力三者的代数和为零， 加速度a=0。 ut——“沉降速度”，又叫“终端速度”。由于工业上沉 降操作所处理的颗粒往往甚小，阻力随速度增长甚快， 可在短时间内就达到等速运动，所以加速阶段常常可以 忽略不计。
对于不可压缩滤饼
dq p uR 常数 d r q qe
p ruR 2 ruR qe
压强差随过滤时间成直线增高。
3．先恒速后恒压 恒压阶段 ：
dV KA2 d 2 V Ve
KA2 d V Ve dV 2
令VR、θ R分别代表升压阶段终了瞬间的滤液体积 及过滤时间，则上式的积分形式为
dV Ad p V Ve r A
可压缩滤饼的情况比较复杂，它的比阻是两侧压强 差的函数。考虑到滤饼的压缩性，通常可借用下面的 经验公式来粗略估算压强差增大时比阻的变化
r=r'（Δ p）s
操作周期为 T=θ +θ
θ
W+θ D
θ ——一个操作循环内的过滤时间，s；
W——一个操作循环内的洗涤时间，s；
θ D——一个操作循环辅助操作所需时间，s。
则生产能力
3600V 3600V Q T W D
V——一个操作循环内所获得的滤液体积，m3
二、连续过滤机的生产能力
阻力：
6
1 2 Fd Ap u 2
根据牛顿第二运动定律：
Fg Fb Fd ma
u 2 3 d s g d g d d s a 6 6 4 2 6
3 3 2
加速阶段：开始沉降瞬间，u=0，因而Fd=0，加速度a等 速阶段：u=ut时,阻力、浮力与重力三者的代数和为零， 加速度a=0。 ut——“沉降速度”，又叫“终端速度”。由于工业上沉 降操作所处理的颗粒往往甚小，阻力随速度增长甚快， 可在短时间内就达到等速运动，所以加速阶段常常可以 忽略不计。
对于不可压缩滤饼
dq p uR 常数 d r q qe
p ruR 2 ruR qe
压强差随过滤时间成直线增高。
3．先恒速后恒压 恒压阶段 ：
dV KA2 d 2 V Ve
KA2 d V Ve dV 2
令VR、θ R分别代表升压阶段终了瞬间的滤液体积 及过滤时间，则上式的积分形式为
dV Ad p V Ve r A
可压缩滤饼的情况比较复杂，它的比阻是两侧压强 差的函数。考虑到滤饼的压缩性，通常可借用下面的 经验公式来粗略估算压强差增大时比阻的变化
r=r'（Δ p）s
第三章固体流态化
实际操作流速与临界流化速度之比 u/umf
床层的流化状态和流化质量与流化数有很大关系
膨胀比 R 流化床的膨胀高度 L 与临界流化高度之比
R L L mf 1 mf 1
散式流化具有空隙率随流化数均匀变化的规律
聚式流化乳化相的空隙率几乎不变，床层膨胀主要由气泡相 的膨胀所引起。聚式流化床膨胀比是一个较难确定的参数。
固定床阶段
流化床阶段
颗粒输送阶段
流态化现象
ΔP 500 固定床 300 200 100 50 1 2 umf 10 空床流速 u0 50 ㎝/s 100 斜率=1 夹带开始 Δ P=W/At 流化床
固 定 床
L0
L
起 始 流 化
L
膨ห้องสมุดไป่ตู้胀 床
Lf
L
鼓 泡 床
Lf
节 涌 气 力 输 送
Lmf
流体
2014-12-20
匀且波动很小，粒子分布均匀。
不同阶段
鼓泡床：气速达到一定值时，才有气泡。此时速度为
起始鼓泡速度。
节涌床：床高与床径比大，气泡在上升过程中可能聚
并增大甚至达到占据整个床层，固体粒子一节节的往 上柱塞式的推动，直到达到某一位置崩落为止，这种 现象称为节涌。
流化床和颗粒输送阶段
umax ut 0 ut 颗粒沉降速度， 0 固定床空隙率
改善聚式流化质量的措施 气体分布板：高阻分布板 (>10%Δpb，且>0.35mmH2O) 可使 气体初始分布均匀，以抑制气泡的生成和沟流的发生。
气体 气体 气体
多孔板
风帽
管式
内部构件：阻止气泡合并或破碎大气泡。 宽分布粒度：宽分布粒度的细颗粒可提高床层的均化程度。
流态化的状态及特征
产生沟流的主要原因是运行中一次风速太低料层太薄或严重不均以及炉床内结焦给煤太湿布风板设计不合如果料层中的气泡聚集汇合接近炉床宽度时在小而深的床层中它们甚至会大得几乎充满床层的整个截面料层就被分成几层一层比较稠密的床料一层稀疏床料的空气向上运动当达到某一高度后崩裂固体颗粒喷撒而下
第三节 流态化的状态及特征 一、流化床的形成 气固流态化是固体颗粒悬浮在气体 中表现出类似流体状态的运动模式。 当气体通过一个颗粒床层，该床层 随着气流速度的变化会呈现不同的流动状 态。随着气流速度的增加，固体颗粒分别 呈现出固定床、起始流态化、鼓泡流态化 、节涌、湍流流态化及气力输送等状态。
炉内发生节涌时，风压波动剧烈，燃 烧不稳定，极易在断层下部结焦，若床 内布置埋管，则会使埋管磨损加剧。
2021/7/5
2021/7/5
图6-14 不同气流速度下固体颗粒床层的流动状态 (a)固定床；(b)起始流态化；(c)鼓泡流化床；(d)节涌；
(e)湍流流态化；(f)具有气力输送的稀相流态化
2021/7/5
二、不正常的流化态
1．沟流
大量的空气从阻力小的地方穿过料 层而其它部位仍处于固定床状态，这种 现象就称做沟流。沟流一般分为贯穿沟 流和局部沟流两种。
产生沟流的主、布风板设计不合 理等。
2021/7/5
2021/7/5
图 6-15 沟流
2．节涌
如果料层中的气泡聚集汇合接近炉 床宽度时（在小而深的床层中它们甚至 会大得几乎充满床层的整个截面），料 层就被分成几层，一层比较稠密的床料 ，一层稀疏床料的“空气”向上运动， 当达到某一高度后崩裂，固体颗粒喷撒 而下。这种现象称做节涌。
第三节 流态化的状态及特征 一、流化床的形成 气固流态化是固体颗粒悬浮在气体 中表现出类似流体状态的运动模式。 当气体通过一个颗粒床层，该床层 随着气流速度的变化会呈现不同的流动状 态。随着气流速度的增加，固体颗粒分别 呈现出固定床、起始流态化、鼓泡流态化 、节涌、湍流流态化及气力输送等状态。
炉内发生节涌时，风压波动剧烈，燃 烧不稳定，极易在断层下部结焦，若床 内布置埋管，则会使埋管磨损加剧。
2021/7/5
2021/7/5
图6-14 不同气流速度下固体颗粒床层的流动状态 (a)固定床；(b)起始流态化；(c)鼓泡流化床；(d)节涌；
(e)湍流流态化；(f)具有气力输送的稀相流态化
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二、不正常的流化态
1．沟流
大量的空气从阻力小的地方穿过料 层而其它部位仍处于固定床状态，这种 现象就称做沟流。沟流一般分为贯穿沟 流和局部沟流两种。
产生沟流的主、布风板设计不合 理等。
2021/7/5
2021/7/5
图 6-15 沟流
2．节涌
如果料层中的气泡聚集汇合接近炉 床宽度时（在小而深的床层中它们甚至 会大得几乎充满床层的整个截面），料 层就被分成几层，一层比较稠密的床料 ，一层稀疏床料的“空气”向上运动， 当达到某一高度后崩裂，固体颗粒喷撒 而下。这种现象称做节涌。
固体流态化
特点：
１、在固定床和流化区域有一个“驼峰 ”，这是因为固定床颗粒之间相互靠紧， 而互相之间有一定摩擦力，因而需要 较大的推动力才能使床层松动。直到 颗粒松动到刚能悬浮时，△p才降到水 平阶段。此时压强降基本不随气速而 变。当降低流化床气速时，压强降沿 DC'A'变化。
第二节 固体流态化(Fluidization)
第二节 固体流态化(Fluidization)
⒉聚式流态化（Aggregative fluidization）：
特 征 ： ρs ＞ ＞ ρ ， 形 成 气
泡，长大并破裂，床层波 动剧烈，膨胀程度不大， 上界面起伏不定。
一般出现在流-固两相密度差较 大的体系，如气-固流化床。
第二节 固体流态化(Fluidization)
（a）
第二节 固体流态化(Fluidization)
⒉流化床阶段：
（1）临界流化床
当u增大到一定程度时，颗粒 开始松动，床层开始膨胀，u 继续升高，床层开始继续膨胀， 直到刚好全部颗粒都悬浮在向 上流动的流体中。此时，颗粒 所受浮重力与流体和颗粒之间 的摩擦力相平衡，称初始或临 界流化床，如图（b）。
第二节 固体流态化(Fluidization)
4、C'D'线的上下各有一条虚线，表示气体流化床的 压强降波动范围，C'D为两条虚线的平均值。之所以 波动是由于气泡在向上运动的过程中不断长大，到 床面破裂。在气泡运动、长大、破裂的过程中产生 压强降的波动。
第二节 固体流态化(Fluidization)
⒊强烈的碰撞与摩擦：
颗粒之间、颗粒与器壁之间的碰撞磨损严重， 生成的细粉易被气体带出，加大了损失量；
第二节 固体流态化(Fluidization)
１、在固定床和流化区域有一个“驼峰 ”，这是因为固定床颗粒之间相互靠紧， 而互相之间有一定摩擦力，因而需要 较大的推动力才能使床层松动。直到 颗粒松动到刚能悬浮时，△p才降到水 平阶段。此时压强降基本不随气速而 变。当降低流化床气速时，压强降沿 DC'A'变化。
第二节 固体流态化(Fluidization)
第二节 固体流态化(Fluidization)
⒉聚式流态化（Aggregative fluidization）：
特 征 ： ρs ＞ ＞ ρ ， 形 成 气
泡，长大并破裂，床层波 动剧烈，膨胀程度不大， 上界面起伏不定。
一般出现在流-固两相密度差较 大的体系，如气-固流化床。
第二节 固体流态化(Fluidization)
（a）
第二节 固体流态化(Fluidization)
⒉流化床阶段：
（1）临界流化床
当u增大到一定程度时，颗粒 开始松动，床层开始膨胀，u 继续升高，床层开始继续膨胀， 直到刚好全部颗粒都悬浮在向 上流动的流体中。此时，颗粒 所受浮重力与流体和颗粒之间 的摩擦力相平衡，称初始或临 界流化床，如图（b）。
第二节 固体流态化(Fluidization)
4、C'D'线的上下各有一条虚线，表示气体流化床的 压强降波动范围，C'D为两条虚线的平均值。之所以 波动是由于气泡在向上运动的过程中不断长大，到 床面破裂。在气泡运动、长大、破裂的过程中产生 压强降的波动。
第二节 固体流态化(Fluidization)
⒊强烈的碰撞与摩擦：
颗粒之间、颗粒与器壁之间的碰撞磨损严重， 生成的细粉易被气体带出，加大了损失量；
第二节 固体流态化(Fluidization)
《固体流态化》课件
流态化的数学模型
流态化模型的基本假设
建立数学模型需要对流态化现象进行一些简化假设，如颗粒均匀 分布、忽略颗粒间的粘性力等。
流动方程
描述流场中流体运动的方程，包括连续性方程、动量方程等，这些 方程需要考虑颗粒的存在对流体运动的影响。
颗粒运动方程
描述颗粒在流场中运动的方程，包括颗粒的受力分析、运动状态等 ，这些方程需要考虑流体对颗粒运动的影响。
度高、生产效率高等优点。
流化床反应器的应用有助于制 药工业的绿色化和可持续发展 。
流化床在环保领域的应用
01
流化床在环保领域主要用于处理废弃物和污染物，如生活垃圾、工业 废水等。
02
通过将废弃物和污染物与流化床内的吸附剂或催化剂混合，实现废弃 物和污染物的分解、转化和去除。
03
流化床在环保领域的应用具有处理效率高、污染物去除效果好、操作 简便等特点。
流化床气化技术还可应用于生物质、废弃物等可再生资 源的转化利用，推动可持续发展。
流化床反应器在制药工业中的应用
流化床反应器在制药工业中主 要用于合成和制备药物中间体
、原料药等。
在制药工业中，流化床反应器 可用于多相催化反应、生物发 酵反应等，提高药物合成的效 率和品质。
流化床反应器具有传热效果好 、反应条件易于控制、产物纯
流态化的实验研究方法
实验装置
用于研究固体流态化的实验装置包括 流化床、固定床、移动床等，这些装 置可以模拟实际工业过程中的流态化 现象。
实验参数
实验测量方法
通过测量流体的流量、压力、温度等 参数以及床层的温度、压力降等参数 ，可以分析流态化的流动特性、流动 形态和稳定性等。
实验中需要控制的参数包括流体的流 量、压力、温度等，以及颗粒的物理 性质、颗粒的浓度、床层的厚度等。
机械分离及固体流态化—颗粒与流体之间的相对运动
第三章机械分离及固体流态化本章学习指导1．本章学习目的通过本章学习能够利用流体力学原理实现非均相物系分离（包括沉降分离和过滤分离），掌握过程的基本原理、过程和设备的计算及分离设备的选型。
建立固体流态化的基本概念。
2．本章重点掌握的内容（1）沉降分离（包括重力沉降和离心沉降）的原理、过程计算和旋风分离器的选型。
（2）过滤操作的原理、过滤基本方程式推导的思路，恒压过滤的计算、过滤常数的测定。
（3）用数学模型法规划实验的研究方法。
本章应掌握的内容（1）颗粒及颗粒床层特性（2）悬浮液的沉降分离设备本章一般了解的内容（1）离心机的类型与应用场合（2）固体流态化现象（包括气力输送）3．本章学习中应注意的问题本章从理论上讨论颗粒与流体间相对运动问题，其中包括颗粒相对于流体的运动（沉降和流态化）、流体通过颗粒床层的流动（过滤），并借此实现非均相物系分离、固体流态化技术及固体颗粒的气力输送等工业过程。
学习过程中要能够将流体力学的基本原理用于处理绕流和流体通过颗粒床层流动等复杂工程问题，即注意学习对复杂的工程问题进行简化处理的思路和方法。
参考书籍（1）柴诚敬，张国亮.化工流体流动与传热.北京:化学工业出版社,2000（2）陈维枢主编.传递过程与单元操作.上册.浙江:浙江大学出版社,1993（3）陈敏恒等,化工原理(上册).北京:化学工业出版社,1999（4）机械工程手册编辑委员会.机械工程手册(第二版),通用设备卷.北京:机械工业出版社,1997（5）大连理工大学化工原理教研室.化工原理,上册.辽宁:大连理工大学出版社,1993（6）时钧等.化学工程手册,上卷.2版.北京:化学工业出版社,1996（7）McCabe W. L. and Smith. J. C. Unit Operations of Chemical Engineering. 5th. ed. New York: McGraw Hill,1993（8）Foust A. S. and Wenzel. L.【本章概述】一．混合物的分类自然界的大多数物质为混合物。
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而对温度敏感的过程。因而在氧化、裂解、焙烧、干燥等方面广泛 应用。 • 固体粒子易于往返输送。如石油的催化裂化中用于催化剂输送。 • 气固充分接触。用于气固相催化反应，提高催化剂的有效系数，加 快反应速度，利于传质、传热过程。如干燥等可有较大的生产强度。
32
主要缺点: • 存在强烈的返混。对气固系统还存在明显的不均匀性, 如气泡、 节涌、沟流等, 这些都引起气固接触时间的不均性, 从而降低反应 的转化率、产率,甚至产品的质量。 • 颗粒有相当的磨损而粉化, 气体夹带也引起固体损失, 需安装旋 风分离设备。
同这一原理来实现它们分离的设备称为分级器。 将沉降速度不同的两种颗粒倾倒到向上流动的水流中，
若水的速度调整到在两者的沉降速度之间，则沉降速度较小 的那部分颗粒便被漂走分出。若有密度不同的a、b两种颗粒 要分离，且两种颗粒的直径范围都很大，则由于密度大而直 径小的颗粒与密度小而直径大的颗粒可能具有相同的沉降速 度，使两者不能完全分离。
Fd
ma
6
d 3s g
6
d3g
4
d
2
1 2
u2
6
d
3s
du
d
整理得 ：
du ( s )g 3 u2
d
s
4d s
开始瞬间，u 0，du 最大，颗粒作加速运动。 d
12
二、沉降的等速阶段
随u↑, Fd↑, 到某一数值ut时，上式右边等于零，此时
du
d
0，颗粒
将以恒定不变的速度ut维持下降。此ut称为颗粒的沉降速度或造端速度。
流体中, 床层认为开始流化, 临界流化速度为umf。 • 密相流化 流速再大, 悬浮的固体颗粒床层继续膨胀, 可观察到
一些固体颗粒被气体夹带而出, 但床层还有一个清晰起伏的界面。 • 稀相流化 流速很大, 流体流速与固体颗粒的重力沉降速度相等
时, 床层的界面消失, 固体颗粒随流体夹带而出, 称稀相流化, 用于颗粒输送, 流体的速度称为带出速度, 即为ut。
s 0.4 0.6
)
g
0.714
500 Ret 2 105，湍流区（Newton区）ζ=0.44
ut 1.74
d(s )g
14
可查图, 也可用公式计算(φ=1)
3.2.2 重力沉降的应用
根据作用于颗粒上的外力的不一同, 沉降设备分为: 重力沉降设备和 离心沉降设备。 • 利用重力沉降分离气--固非均相混合物时，称为降尘室；分离液- 固 非均相混合物时，称为沉降槽。 • 基本特征：体积大。 一、降尘室
3.3 流态化
流态化: 固体颗粒在流体的带动下能象流体那样流动，并在某些方 面具有流体的性质，这种现象称为流态化。流态化技术在化学工业中 大规模应用的时间并不长，第一台流化床催化裂化反应器及第一台硫 铁矿焙烧炉在五十年代才在工业上运转，但由于它有某些突出的优点 而很快得到推广。 主要优点: • 床内固体颗粒迅速混合，促进床层温度均匀， 特别适用于热效应大
为旋转角速度，rad (弧度）/ s 。
f 数值的大小是反映离心分离设备性能的重要指标。若f =1000，则说明同
一颗粒在离心力场中受到的离心力 Fc是在重力场中受到的重力Fg 的1000倍，
当然大大加快沉降分离过程。
二、离心沉降速度 只要把前面公式中的g用Rω2代替就行了。
Rω2称为离心加速度。 如在斯托克斯区：
体分子运动的影响,一般d＞1μm便可忽略)
10
一、沉降的加速段 将一个表面光滑的球形颗粒置于静止的流体中，若颗粒在重力
的作用下沿重力方向作沉降运动，此时颗粒受到哪些力的作用呢？
Fg
mg
6
d
3s g
d
Fb
6
d
3
g
Fd
A
1 u2
2
d
4
2
1 u2
2
: 称为曳力系数
11
根据牛顿第二定律得：
F
Fg
Fb
26
(2)操作原理
旋风分离器是利用离心沉降原理从气 流中分离出颗粒的设备。上部为圆筒 形、下部为圆锥形；含尘气体从圆筒上 侧的矩形进气管以切线方向进入，藉此 来获得器内的旋转运动。气体在器内按 螺旋形路线向器底旋转，到达底部后折 而向上，成为内层的上旋的气流，称为 气芯，然后从顶部的中央排气管排出。 气体中所夹带的尘粒在随气流旋转的过 程中，由于密度较大，受离心力的作用 逐渐沉降到器壁，碰到器壁后落下，滑 向出灰口。
振动充填, ε小。 干法充填, ε大。
四、压降的计算
Re’为床层的雷诺准数
Re' deu1 4
u a(1 )
Re’ ＜ 2时
p L
(1 )2 a2 5 3
u
(4)
称康采尼方程
欧根也进行了大量研究: 当1/6＜Re’＜420时
p L
4.17
(1 )2 a2 3
u
0.29
(1 )au2 3
3.2.3离心沉降
一、离心分离因数 对于两相密度差较小，颗粒粒度较细的非均相物系，可利用颗粒作圆
周运动时的离心力以加快沉降过程。定义同一颗粒所受的离心力与重力之 比为离心分离因数
f Fc mR2 R2 uT2
Fg mg
g Rg
式中 uT R 为流体和颗粒的切线速度，m/s；R为旋转半径m；
第三章 流体-固体颗粒间的运动和流态化
在化工生产中经常碰到固体颗粒和流体组成的混合体系, 一般流体为连续相, 固体为分散相。在此物系中, 只要固体 颗粒的密度大于流体的密度, 固体颗粒就要相对于流体而运 动；同样在离心力的作用下, 颗粒在离心力方向作相对运动。 颗粒一旦沉淀, 那么颗粒与流体之间发生相对运动, 情况有 以下几种: • 颗粒静止, 流体绕过流动(如固定床反应器) • 流体静止, 颗粒作沉降运动(悬浊液的静置) • 两者都有一定的速度运动（固体颗粒的流体输送）
28
ii.分离效率(包括总效率和粒级效率） 总效率：即进入旋风分离器的全部粉尘能被分离出来的
粉尘质量分率。 C进、C出分别为旋风分离器入口和出口中的 总含尘量g/m3。
o
C进 C出 C进
总效率是工程上最常用的，也是最容易测定的分离效率。 此表示法的最大缺点是不能表明旋风分离器对各种尺寸颗 粒的不同分离效果。
操作：在气体从降尘室入口流向出口的过程中，气体中的颗粒随气 体向出口流动，同时向下沉降。如颗粒在到达降尘室出口前已沉到室 底的集尘斗内，则颗粒从气体中分离出来，否则将被气体带出。
16
净
含
化
尘
气
u
气 体
体
ut
颗粒
降尘室操作示意图
降尘室特点：结构简单，流动阻力小，但体积庞大， 分离效率低，一般作预除尘用, 适用于除去粒度>50μm的 粗颗粒。
34
35
二、实际的流化现象 上面讨论的是均匀颗粒, 是理想的流化现象。实际的流化现象与
上述有一定的差异。由于流体与颗粒的性质、颗粒的尺寸及床层结 构、流速等条件的不同，流化床中可以出现两种流化类型：散式流 化和聚式流化。 （1）散式流化
特点：固体颗粒均匀地分散在流动的流体中。当流速增大时，床 层逐渐膨胀而没有气泡产生，颗粒彼此分开，床层中各处的空隙率 均匀增大，床层高度上升，并有一稳定的上界面。
30
旋风分离器的构造简单，没有运动部件（设备不动，离心 力是由切线进入的气流产生旋转运动造成的），操作不受温度、 压强的限制。一般其分离因数 5-2500，可分离气体中5-7 µm直 径的粒子。d≥50µm 用降尘室分离（经济），0.1µm＜d＜5µm 可用袋式除尘器，d＜5µm 用电除尘器。
31
续加料，清液往上走，稠液往下走，锥形底部有 一缓慢旋转的齿耙把沉渣慢慢移至下部中心，稠 浆从底部出口出去。（内部沉降分为上部自由沉 降和下部干扰沉降）。
大的增稠器直径 可达10～100m，深 2.5～4m。 它一般用于大流量、 低浓度悬浮液的处 理，常见的污水处 理就是一例。
三、分级器 利用不同粒径或不同密度的颗粒在流体中的沉降速度不
29
iii.旋风分离器的压强降 压强降是评价旋风分离器性能好坏的重要指标。当气体流
经旋风分离器时，由于进气管、排气管及主体器壁所引起的摩 擦阻力、气体流动时的局部阻力及气体旋转运动所产生的动能 损失等，造成大量的能量消耗。这种能量的损失可用下式表
示： p ui2
2
式中ui 为进口气速，ζ为阻力系数。ζ与旋风分离器的结构和 尺寸有关，对于同一结构形式及比例相同的旋风分离器，ζ为常 数。标准型旋风分离器阻力系数ζ=8.0 。通常旋风分离器的阻力 大约为500～2000Pa。
6
(V: 非球形颗粒体积)
dev
6V (
1
)3
1.24V
1 3
1.24(
m
)
1 3
m：颗粒的质量
二、颗粒的形状: 球形度
球形度: 体积相同的球的表面积与非球的表面之比。
S球
S球 V a球
S非球 S非球 a非球 V
(由几何知识可知, 体积相等时, 球的表面积最小。)
非球形颗粒而言，φ<1。球形颗粒，φ=1。
27
(3)旋风分离器性能指标
评价旋风分离器性能好坏的指标主要有三项。
i.临界直径
旋风分离器能够完全分离出来的最小颗粒直径称为临界
直径。临界直径是评价旋风分离器分离效率高低的重要依
据。
dc
9B πNe sui
μ: 气体的粘度；ρs:固体颗粒的密度；B:进口管道的宽度； Ne: 一般0.5-3.0, 对于标准旋风分离器为5；ui:气体进口速度。
3.1 流体通过填充床层的流动
u
u
L
le
de
流体在固定床内流动的简化模型
32
主要缺点: • 存在强烈的返混。对气固系统还存在明显的不均匀性, 如气泡、 节涌、沟流等, 这些都引起气固接触时间的不均性, 从而降低反应 的转化率、产率,甚至产品的质量。 • 颗粒有相当的磨损而粉化, 气体夹带也引起固体损失, 需安装旋 风分离设备。
同这一原理来实现它们分离的设备称为分级器。 将沉降速度不同的两种颗粒倾倒到向上流动的水流中，
若水的速度调整到在两者的沉降速度之间，则沉降速度较小 的那部分颗粒便被漂走分出。若有密度不同的a、b两种颗粒 要分离，且两种颗粒的直径范围都很大，则由于密度大而直 径小的颗粒与密度小而直径大的颗粒可能具有相同的沉降速 度，使两者不能完全分离。
Fd
ma
6
d 3s g
6
d3g
4
d
2
1 2
u2
6
d
3s
du
d
整理得 ：
du ( s )g 3 u2
d
s
4d s
开始瞬间，u 0，du 最大，颗粒作加速运动。 d
12
二、沉降的等速阶段
随u↑, Fd↑, 到某一数值ut时，上式右边等于零，此时
du
d
0，颗粒
将以恒定不变的速度ut维持下降。此ut称为颗粒的沉降速度或造端速度。
流体中, 床层认为开始流化, 临界流化速度为umf。 • 密相流化 流速再大, 悬浮的固体颗粒床层继续膨胀, 可观察到
一些固体颗粒被气体夹带而出, 但床层还有一个清晰起伏的界面。 • 稀相流化 流速很大, 流体流速与固体颗粒的重力沉降速度相等
时, 床层的界面消失, 固体颗粒随流体夹带而出, 称稀相流化, 用于颗粒输送, 流体的速度称为带出速度, 即为ut。
s 0.4 0.6
)
g
0.714
500 Ret 2 105，湍流区（Newton区）ζ=0.44
ut 1.74
d(s )g
14
可查图, 也可用公式计算(φ=1)
3.2.2 重力沉降的应用
根据作用于颗粒上的外力的不一同, 沉降设备分为: 重力沉降设备和 离心沉降设备。 • 利用重力沉降分离气--固非均相混合物时，称为降尘室；分离液- 固 非均相混合物时，称为沉降槽。 • 基本特征：体积大。 一、降尘室
3.3 流态化
流态化: 固体颗粒在流体的带动下能象流体那样流动，并在某些方 面具有流体的性质，这种现象称为流态化。流态化技术在化学工业中 大规模应用的时间并不长，第一台流化床催化裂化反应器及第一台硫 铁矿焙烧炉在五十年代才在工业上运转，但由于它有某些突出的优点 而很快得到推广。 主要优点: • 床内固体颗粒迅速混合，促进床层温度均匀， 特别适用于热效应大
为旋转角速度，rad (弧度）/ s 。
f 数值的大小是反映离心分离设备性能的重要指标。若f =1000，则说明同
一颗粒在离心力场中受到的离心力 Fc是在重力场中受到的重力Fg 的1000倍，
当然大大加快沉降分离过程。
二、离心沉降速度 只要把前面公式中的g用Rω2代替就行了。
Rω2称为离心加速度。 如在斯托克斯区：
体分子运动的影响,一般d＞1μm便可忽略)
10
一、沉降的加速段 将一个表面光滑的球形颗粒置于静止的流体中，若颗粒在重力
的作用下沿重力方向作沉降运动，此时颗粒受到哪些力的作用呢？
Fg
mg
6
d
3s g
d
Fb
6
d
3
g
Fd
A
1 u2
2
d
4
2
1 u2
2
: 称为曳力系数
11
根据牛顿第二定律得：
F
Fg
Fb
26
(2)操作原理
旋风分离器是利用离心沉降原理从气 流中分离出颗粒的设备。上部为圆筒 形、下部为圆锥形；含尘气体从圆筒上 侧的矩形进气管以切线方向进入，藉此 来获得器内的旋转运动。气体在器内按 螺旋形路线向器底旋转，到达底部后折 而向上，成为内层的上旋的气流，称为 气芯，然后从顶部的中央排气管排出。 气体中所夹带的尘粒在随气流旋转的过 程中，由于密度较大，受离心力的作用 逐渐沉降到器壁，碰到器壁后落下，滑 向出灰口。
振动充填, ε小。 干法充填, ε大。
四、压降的计算
Re’为床层的雷诺准数
Re' deu1 4
u a(1 )
Re’ ＜ 2时
p L
(1 )2 a2 5 3
u
(4)
称康采尼方程
欧根也进行了大量研究: 当1/6＜Re’＜420时
p L
4.17
(1 )2 a2 3
u
0.29
(1 )au2 3
3.2.3离心沉降
一、离心分离因数 对于两相密度差较小，颗粒粒度较细的非均相物系，可利用颗粒作圆
周运动时的离心力以加快沉降过程。定义同一颗粒所受的离心力与重力之 比为离心分离因数
f Fc mR2 R2 uT2
Fg mg
g Rg
式中 uT R 为流体和颗粒的切线速度，m/s；R为旋转半径m；
第三章 流体-固体颗粒间的运动和流态化
在化工生产中经常碰到固体颗粒和流体组成的混合体系, 一般流体为连续相, 固体为分散相。在此物系中, 只要固体 颗粒的密度大于流体的密度, 固体颗粒就要相对于流体而运 动；同样在离心力的作用下, 颗粒在离心力方向作相对运动。 颗粒一旦沉淀, 那么颗粒与流体之间发生相对运动, 情况有 以下几种: • 颗粒静止, 流体绕过流动(如固定床反应器) • 流体静止, 颗粒作沉降运动(悬浊液的静置) • 两者都有一定的速度运动（固体颗粒的流体输送）
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ii.分离效率(包括总效率和粒级效率） 总效率：即进入旋风分离器的全部粉尘能被分离出来的
粉尘质量分率。 C进、C出分别为旋风分离器入口和出口中的 总含尘量g/m3。
o
C进 C出 C进
总效率是工程上最常用的，也是最容易测定的分离效率。 此表示法的最大缺点是不能表明旋风分离器对各种尺寸颗 粒的不同分离效果。
操作：在气体从降尘室入口流向出口的过程中，气体中的颗粒随气 体向出口流动，同时向下沉降。如颗粒在到达降尘室出口前已沉到室 底的集尘斗内，则颗粒从气体中分离出来，否则将被气体带出。
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净
含
化
尘
气
u
气 体
体
ut
颗粒
降尘室操作示意图
降尘室特点：结构简单，流动阻力小，但体积庞大， 分离效率低，一般作预除尘用, 适用于除去粒度>50μm的 粗颗粒。
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二、实际的流化现象 上面讨论的是均匀颗粒, 是理想的流化现象。实际的流化现象与
上述有一定的差异。由于流体与颗粒的性质、颗粒的尺寸及床层结 构、流速等条件的不同，流化床中可以出现两种流化类型：散式流 化和聚式流化。 （1）散式流化
特点：固体颗粒均匀地分散在流动的流体中。当流速增大时，床 层逐渐膨胀而没有气泡产生，颗粒彼此分开，床层中各处的空隙率 均匀增大，床层高度上升，并有一稳定的上界面。
30
旋风分离器的构造简单，没有运动部件（设备不动，离心 力是由切线进入的气流产生旋转运动造成的），操作不受温度、 压强的限制。一般其分离因数 5-2500，可分离气体中5-7 µm直 径的粒子。d≥50µm 用降尘室分离（经济），0.1µm＜d＜5µm 可用袋式除尘器，d＜5µm 用电除尘器。
31
续加料，清液往上走，稠液往下走，锥形底部有 一缓慢旋转的齿耙把沉渣慢慢移至下部中心，稠 浆从底部出口出去。（内部沉降分为上部自由沉 降和下部干扰沉降）。
大的增稠器直径 可达10～100m，深 2.5～4m。 它一般用于大流量、 低浓度悬浮液的处 理，常见的污水处 理就是一例。
三、分级器 利用不同粒径或不同密度的颗粒在流体中的沉降速度不
29
iii.旋风分离器的压强降 压强降是评价旋风分离器性能好坏的重要指标。当气体流
经旋风分离器时，由于进气管、排气管及主体器壁所引起的摩 擦阻力、气体流动时的局部阻力及气体旋转运动所产生的动能 损失等，造成大量的能量消耗。这种能量的损失可用下式表
示： p ui2
2
式中ui 为进口气速，ζ为阻力系数。ζ与旋风分离器的结构和 尺寸有关，对于同一结构形式及比例相同的旋风分离器，ζ为常 数。标准型旋风分离器阻力系数ζ=8.0 。通常旋风分离器的阻力 大约为500～2000Pa。
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(V: 非球形颗粒体积)
dev
6V (
1
)3
1.24V
1 3
1.24(
m
)
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m：颗粒的质量
二、颗粒的形状: 球形度
球形度: 体积相同的球的表面积与非球的表面之比。
S球
S球 V a球
S非球 S非球 a非球 V
(由几何知识可知, 体积相等时, 球的表面积最小。)
非球形颗粒而言，φ<1。球形颗粒，φ=1。
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(3)旋风分离器性能指标
评价旋风分离器性能好坏的指标主要有三项。
i.临界直径
旋风分离器能够完全分离出来的最小颗粒直径称为临界
直径。临界直径是评价旋风分离器分离效率高低的重要依
据。
dc
9B πNe sui
μ: 气体的粘度；ρs:固体颗粒的密度；B:进口管道的宽度； Ne: 一般0.5-3.0, 对于标准旋风分离器为5；ui:气体进口速度。
3.1 流体通过填充床层的流动
u
u
L
le
de
流体在固定床内流动的简化模型