化工原理非均相分离

1、第 3 章 非均相物系的分离和固体流态化31 概述本章介绍利用流体力学原理 （ 颗粒与流体之间相对运动 ）实现非均相物系的 分离流态化及固体颗粒的气力输送等工业过程。1混合物的分类自然界的大多数物质是混合物。 若物系内部各处组成均匀且不存在相界面， 则 称为均相混合物或均相物系， 溶液及混合气体都是均相混合物。 由具有不同物理 性质 （如密度差别 ）的分散物质和连续介质所组成的物系称为非均相混合物或非 均相物系。在非均相物系中， 处于分散状态的物质， 如分散于流体中的固体颗粒、 液滴或气泡， 称为分散物质或分散相； 包围分散物质且处于连续状态的物质称为 分散介质或连续相。根据连续相的状态，非均

2、相物系分为两种类型： 气态非均相物系，如含尘气体、含雾气体等； 液态非均相物系，如悬浮液、乳浊液及泡沫液等。2非均相混合物的分离方法 由于非均相物系中分散相和连续相具有不同的物理性质， 故工业上一般都采 用机械方法将两相进行分离。 要实现这种分离， 必须使分散相与连续相之间发生 相对运动。根据两相运动方式的不同，机械分离可按下面两种操作方式进行。颗粒相对于流体 （静止或运动 ）运动而实现悬浮物系分离的过程称为沉降 分离。实现沉降操作的作用力可以是重力，也可以是惯性离心力，因此，沉降过 程有重力沉降与离心沉降之分。流体相对于固体颗粒床层运动而实现固液分离的过程称为过滤。 实现过滤 操作的外力可以

3、是重力、 压强差或惯性离心力。 因此， 过滤操作又可分为重力过 滤、加压过滤、真空过滤和离心过滤。气态非均相混合物的分离， 工业上主要采用重力沉降和离心沉降方法。 在某 些场合，根据颗粒的粒径和分离程度要求，也可采用惯性分离器、袋滤器、静电 除尘器或湿法除尘设备 等，如表 3 1 所示。J此外，还可采用其他措施预先增大微细粒子的有效尺寸而后加以机械分离。 例如，使含尘或含雾气体与过饱和蒸汽接触，发生以粒子为核心的冷凝；又如， 将气体引入超声场内， 使细粒碰撞并凝聚。 这样，可使微细颗粒附聚成较大颗粒， 然后在旋风分离器中除去。对于液态非均相物系， 根据工艺过程要求可采用不同的分离操作。 若要求

4、悬 浮液在一定程度上增浓， 可采用重力增稠器或离心沉降设备； 若要求固液较彻底 地分离，则要通过过滤操作达到目的；乳浊液的分离可在离心分离机中进行。3非均相混合物分离的目的（1）收集分散物质 例如收取从气流干燥器或喷雾干燥器出来的气体以及从 结晶器出来的晶浆中带有的固体颗粒， 这些悬浮的颗粒作为产品必须回收； 又如 回收从催化反应器出来的气体中夹带的催化剂颗粒以循环使用。（2）净化分散介质 某些催化反应，原料气中夹带有杂质会影响触媒的效能，必须在气体进反应器之前清除催化反应原料气中的杂质，以保证触媒的活性。（3）环境保护与安全生产为了保护人类生态环境，消除工业污染，要求对排放的废气、废液中的有

5、害物质加以处理，使其达到规定的排放标准；很多含碳 物质或金属细粉与空气混合会形成爆炸物，必须除去这些物质以消除爆炸的隐 患。机械分离操作涉及颗粒相对于流体以及流体相对于颗粒床层的流动。同时， 在许多单元操作和化学反应中经常采用的流态化技术同样涉及两相间的流动，它们都遵循流体力学的基本规律。本章重点讨论沉降和过滤两种机械分离操作的原 理、过程计算、典型设备的结构、特性和选型，同时简要介绍流态化技术的基本 概念。3. 2颗粒及颗粒床层的特性颗粒与流体之间的相对运动特性与颗粒本身的特性密切相关，因而首先介绍颗粒的有关性能。3. 2. 1颗粒的特性表述颗粒特性的主要参数为颗粒的形状、大小（体积）和表面

6、积。1 .单一颗粒特性1）球形颗粒球形粒子通常用直径（粒径）表示其大小。球形颗粒的各有关特性均可用单一 的参数即直径d全面表示。诸如：兀 3V = d6S =2a =6/d式中 d-颗粒直径，m；V-球形颗粒的体积，m3;S-球形颗粒的表面积，m2;a比表面积（单位体积颗粒具有的表面积），m2/m3。2）非球形颗粒工业上遇到的固体颗粒大多是非球形的。 非球形颗粒可用当量直径及形状系 数来表示其特性。（1）体积当量直径 de当量直径是根据实际颗粒与球体某种等效性而确定 的。根据测量方法及在不同方面的等效性，当量直径有不同的表示方法。工程上, 体积当量直径应用比较多。令实际颗粒的体积等于当量球形颗

7、粒的体积，则体积当量直径定义为Vp =尹 de =3严式中 de体积当量直径，m ；Vp球形颗粒的实际体积，m3。(2)形状系数形状系数又称球形度，它表征颗粒的形状与球形的差异程度。可以写出:* s Sp式中 S颗粒的形状系数或球形度；Sp颗粒的表面积，m2;m2。S与该颗粒体积相等的圆球的表面积，由于体积相同时球形颗粒的表面积最小，因此，任何非球形颗粒的形状系数 皆小于1。对于球形颗粒，s=1。颗粒形状与球形差别愈大， S值愈低。对于非球形颗粒，必须有两个参数才能确定其特征。通常选用体积当量直径 和形状系数来表征颗粒的体积、表面积和比表面积，即兀 3Vp = de6Sp id；/sap =6

8、/Qde2. 颗粒群的特性工业中遇到的颗粒大多是由大小不同的粒子组成的集合体，称为非均一性粒子或多分散性粒子；而将具有同一粒径的颗粒称为单一性粒子或单分散性粒子。1)粒度分布不同粒径范围内所含粒子的个数或质量， 即粒径分布。可采用多种方法测量 多分散性粒子的粒度分布。对于大于 40 E的颗粒，通常采用一套标准筛进行测 量。这种方法称为筛分分析。泰勒标准筛的目数与对应的孔径如表 32所示。当使用某一号筛子时，通过筛孔的颗粒量称为筛过量，截留于筛面上的颗粒 量则称为筛余量。称取各号筛面上的颗粒筛余量即得筛分分析的基本数据。 目前 各种筛制正向国际标准组织ISO筛系统一。2)颗粒的平均粒径颗粒平均直

9、径的计算方法很多，其中最常用的是平均比表面积直径。 设有一批大小不等的球形颗粒，其总质量为G，经筛分分析得到相邻两号筛之间的颗粒 质量为Gi，筛分直径（两筛号筛孔的算术平均值）为di。根据比表面积相等原则, 颗粒群的平均比表面积直径可写为丄=送丄鱼=送乞dadi Gdi或da =1/2乞di式中 da平均比表面积直径，m;di筛分直径，m;Xidi粒径段内颗粒的质量分数。322颗粒床层的特性1. 床层空隙率由颗粒群堆积成的床层疏密程度可用空隙率来表示，其定义如下：床层体积-颗粒体积Z =床层体积53影响空隙率值的因素非常复杂，诸如颗粒的大小、形状、粒度分布与充填 方式等。实验证明，单分散性球形

10、颗粒作最松排列时的空隙率为 0.48,作最紧密 排列时为0.26;乱堆的非球形颗粒床层空隙率往往大于球形的，形状系数S值愈小，空隙率&值超过球形&的可能性愈大；多分散性颗粒所形成的床层空隙率 则较小；若充填时设备受到振动，则空隙率必定小，采用湿法充填（即设备内先充以液体），则空隙率必大。一般乱堆床层的空隙率大致在 0.470.70之间。2.床层的比表面积ab单位床层体积具有的颗粒表面积称为床层的比表面积ab。若忽略之间接触面积的影响，则ab = （1 - E a2 / 3m /m ;m /m ;式中：ab 床层比表面积， a 颗粒的比表面积，床层空隙率。床层比表面积也可根据堆积密度估算，即6P

11、bab dPs式中Pb、代分别为堆积密度和真实 密度，kg/m3, Pb和Ps之间的近似关系可用下式表示：Pb = （1 -名尸s3. 床层的自由截面积床层截面上未被颗粒占据的、流体可以自由通过的面积即为床层的自由截面 积。工业上，小颗粒的床层用乱堆方法堆成，而非球形颗粒的定向是随机的，因 而可认为床层是各向同性。各向同性床层的一个重要特点是，床层横截面上可供 流体通过的自由截面（即空隙截面）与床层截面之比在数值上等于空隙率 &实际上，壁面附近床层的空隙率总是大于床层内部的， 较多的流体必趋向近 壁处流过，使床层截面上流体分布不均匀， 这种现象称为壁效应。当床层直径 D 与颗粒直径d之比D/d

12、较小时，壁效应的影响尤为严重。323流体通过床层流动的压降固定床层中颗粒间的空隙形成可供流体通过的细小、 曲折、互相交联的复杂 通道。流体通过如此复杂通道的流动阻力很难进行理论推算。本节采用数学模型 法进行研究。1. 床层的简化模型在保证单位床层体积表面积相等的细小而密集的固体颗粒床层具有很大的比表面积， 流体通过这样床层的流动 多为滞流，流动阻力基本上为黏性摩擦阻力，从而使整个床层截面速度的分布均 匀化。为解决流体通过床层的压降计算问题， 前提下，将颗粒床层内实际流动过程加以简化，以便可以用数学方程式加以描述。简化模型是将床层中不规则的通道假设成长度为L,当量直径为de的一组平行细管，并且规

13、定： 细管的全部流动空间等于颗粒床层的空隙容积； 细管的内表面积等于颗粒床层的全部表面积。在上述简化条件下，以1 m3床层体积为基准，细管的当量直径可表示为床 层空隙率&及比表面积ab的函数，即d eb_4咒床层流动空间细管的全部内表面积4S4呂ab(1 - E a2. 流体通过床层压降的数学描述 根据前述简化模型，流体通过一组平行细管流动的压降为I2Pf = 比 P de 2Pa;m; 速, m/s.Apf 流体通过床层的压降， L 床层高度，m: deb 床层流道的当量直径， u1 流体在床层内的实际流U1与按整个床层截面计算的空床流速u的关系uUi =s心Pf 0 - s a c 2L3

14、式312即为流体通过固定床压降的数学模型， 式中的入为流体通过床层流 道的摩擦系数，称为模型参数，其值由实验测定。3. 模型参数的实验测定模型的有效性需通过实验检验，模型参数需实验测定。3. 3沉降分离在外力场作用下，利用分散相和连续相之间的密度差，使之发生相对运动而 实现非均相混合物分离的操作称为沉降分离。显然，实现沉降分离的前提条件是 分散相和连续相之间存在密度差，并且有外力场的作用。根据外力场的不同，沉 降分离分为重力沉降和离心沉降；根据沉降过程中颗粒是否受到其他颗粒或器壁 的影响而分为自由沉降和干扰沉降。沉降属于流体相对于颗粒的绕流问题。液一固之间的相对运动有三种情况： 流体静止，颗粒

15、相对于流体作沉降或浮升运动； 固体颗粒静止，流体对固体作绕 流；固体和流体都运动，但二者保持一定相对速度。只要相对速度相同，上述三种情况并没本质区别。本节从最简单的沉降过程一一刚性球形颗粒的自由沉降入手，讨论沉降速度 的计算，分析影响沉降速度的因素，介绍沉降设备的设计或操作原则 3. 3.1重力沉降在重力场中进行的沉降过程称为重力沉降。1 .沉降速度1）球形颗粒的自由沉降将表面光滑的刚性球形颗粒置于静止的流体介质中，如果颗粒的密度大于流体的密度，贝U颗粒将在流体中降落。此时，颗粒受到三个力的作用，即重力、浮力和阻力，如图3 1所示。重力向下，浮力向上，阻力与颗粒运动的方向相反 （即向 上）。对

16、于一定的流体和颗粒，重力与浮力是恒定的，而阻力却随颗粒的降落速 度而变。令颗粒的密度为Ps,直径为d,流体密度为p,则兀 3 c=d3PSg6 s兀 3Pg,Pu2Fd 阻力系数，量纲为1;A 颗粒在垂直于其运动方 向的平面上的投影面积，A= 4重力浮力阻力式中FgFbU颗粒相对于流体的降落 速度，m/s根据牛顿第二运动定律可知，上面三个力的合力应等于颗粒的质量与加速度a的 乘积，即Fg Fb - Fd = maSul式中兀L tt 兀 2d(Ps-Pfe-rd264m 颗粒的质量，a 加速度，ml& 时间，S.I 2丿 kg;2s ；兀 3 e du=6d sd9颗粒开始沉降的瞬间，速度u为

17、零，因此阻力Fd也为零，故加速度a具有最大 值。颗粒开始沉降后，阻力随运动速度u的增加而相应加大，直至u达到某一数 值ut后，阻力、浮力与重力达到平衡，即合力为零。质量 m不可能为零，故只 有加速度a为零。此时，颗粒便开始作匀速沉降运动。由上面分析可见，静止流体中颗粒的沉降过程可分为两个阶段，起初为加速段，后为等速段。由于小颗粒具有相当大的比表面积，使得颗粒与流体间的接触面积很大， 故阻力在很短时间内便与颗粒所受的净重力(重力减浮力)接近平衡。因而，经 历加速段的时间很短，在整个沉降过程中往往可以忽略。等速阶段中颗粒相对于流体的运动速度 ut称为沉降速度。由于这个速度是 加速阶段终了时颗粒相对

18、于流体的速度，故又称为“终端速度”。当 a =0时，U = Ut,贝y4gd(Ps P)UtF 3 绑m/ s；m；式中Ut 颗粒的自由沉降速度， d 颗粒直径，Ps，P分别为颗粒和流体的密 度，kg/m3; g 重力加速度，m/ S2.2. 阻力系数E用式3-20计算沉降速度时，首先需要确定阻力系数E值。通过量纲分析可知，E是颗粒与流体相对运动时雷诺数 Ret的函数，由实验测得的综合结果示于 图3-2中。图中雷诺数Ret的定义为Ret普由图看出，球形颗粒的 可分别用相应的关系式层流区或斯托克斯（Stokes）定律区（10 cRet 1）: -24Ret过渡区或艾仑（Allen）定律区（1 R

19、et 103）:戶 18.5湍流区或牛顿（Nuwton）定律区（10 =0.44颗粒在各区相应的沉降速度公式，即dU-吆曲线（S =1）按Ret值大致分为三个区，各 区内的曲线 表达。vRet C2X105):滞流区Ut过渡区Ut湍流区Ut18卩=0.27P；生 Rei06 = 1.74斯托克斯公式艾仑公式牛顿公式3）影响沉降速度的因素上面的讨沦，都是针对表面光滑、刚性球形颗粒在流体中作自由沉降的简单情况。 所谓自由沉降是指在沉降过程中，颗粒之间的距离足够大，任一颗粒的沉降不因 其他颗粒的存在而受到干扰，以及可以忽略容器壁面的影响。单个颗粒在空间中的沉降或气态非均相物系中颗粒的沉降都可视为自由

20、沉降。 如果分散相的体积分 率较高，颗粒间有显著的相互作用， 容器壁面对颗粒沉降的影响不可忽略， 则称 为干扰沉降或受阻沉降。 液态非均相物系中， 当分散相浓度较高时， 往往发生干 扰沉降。下面讨论实际沉降操作中影响沉降速度的因素。(1) 流体的黏度 在层流沉降区内，由流体黏性引起的表面摩擦力占主要地 位。在湍流区， 流体黏性对沉降速度已无影响， 由流体在颗粒后半部出现的边界 层分离所引起的形体阻力占主要地位。 在过渡区， 表面摩擦阻力和形体阻力二者 都不可忽略。在整个范围内，随雷诺数 Ret 的增大，表面摩擦阻力的作用逐渐减 弱，而形体阻力的作用逐渐增长。当雷诺数Ret超过2x 105时，出

21、现湍流边界层，此时反而不易发生边界层分离，故阻力系数E值突然下降，但在沉降操作中很少达到这个区域。(2) 颗粒的体积分数 前述各种沉降速度关系式中，当颗粒的体积分数小于 0.2%时，理论计算值的偏差在 1%以内。当颗粒体积分数较高时，由于颗粒间相 互作用明显，便发生干扰沉降。(3) 器壁效应 容器的壁面和底面均增加颗粒沉降时的曳力，使颗粒的实际 沉降速度较 自由沉降速度低。当容器尺寸远远大于颗粒尺寸时 (例如在 100倍以上)，器壁效 应可忽略，否则需加以考虑。(4) 颗粒形状的影响同一种固体物质， 球形或近球形颗粒比同体积非球形颗粒的沉降要快一些，非球形颗粒的形状及其投影面积 A 均影响沉降

22、速度。需要指出，上述各区沉降速度关系式既可适用于颗粒密度ps大于流体密度P的沉降操作，也可适用于颗粒密度 P小于流体密度P的颗粒浮升运动。4)沉降速度的计算 计算在给定介质中球形颗粒的沉降速度，可采用以下方法。(1) 试差法 根据式 3-24、式 3-25 及式 3-26 计算沉降速度 ut 时，需要预先 知道沉降雷诺数Ret值才能选用相应的计算式。但是，ut为待求，Ret值也就为 未知。所以，沉降速度ut的计算需要用试差法，即先假设沉降属于某一流型 (譬 如层流区)，则可直接选用与该流型相应的沉降速度公式计算 ut。然后按ut检验 Ret值是否在原设的流型范围内。如果与原设一致，则求得的 u

23、t有效。否则，按 算出的Ret值另选流型，并改用相应的公式求ut,直到按求得ut算出的Ret值恰 与所选用公式的Ret值范围相符为止。(2) 摩擦数群法该法是把图 3-2 加以转换，使两个坐标轴之一变成不包含ut的量纲为1的数群，进而便可求得ut。+具体：E%3Put2.2 2 c2又Re2 =dA二k2令Re2相乘，便可消去ut,即卩压2案巴=k呷匹尹=ERe2V一，、5 ”一=4K3342Y卩23由已知数据算出 牟e2值，再由ERe2-Ret曲线查得Ret，由Rq反算5值。如果要计算在一定介质 中具有某一沉降速度ut的颗粒的直径，也可用 类似的方法解决。2.重力沉降设备1)降尘室藉重力沉降

24、从气流中分离出尘粒的设备称为降尘室。(1)单层降尘室 最常见的单层降尘室如图所示。净化弐休含尘牡体:1*1净化气体 (b)尘粒4）降尘室厲）尘料在降尘室内的运动悄况便可从气流中分离出来。颗粒在降尘室内的运动情含尘气体进入降尘室后，因流道截面积扩大而速度减慢，只要颗粒能够在气体通 过降尘室的时间内降至室底， 况如图所示。I 降尘室的长度，H 降尘室的高度， b 降尘室的宽度，m;m;m;U 气体在降尘室的水平通 V 降尘室的生产能力（即则位于降尘室最高点的过速度，m / S；含尘气通过降尘室的体 积流量），m3/s._ HUt颗粒沉降至室底需要的时间为0t气体通过降尘室的时间为满足除尘要求，气体

25、9 耳或-U Ut0 =丄U在降尘室内的停留时间至少需等于颗粒的沉降时间，即气体在降尘室内的水平通过速度为VsU =Hb单层降尘室的生产能力为VsblUt（2）多层降尘室理论上，降尘室的生产能力只与其沉降面积bl及颗粒的沉降速度Ut有关，与降尘室高度H无关，故降尘室应设计成扁平形，或在室内均 匀设置多层水平隔板，构成多层降尘室，如图所示。隔板间距一般为40100mm。I隔板2 *6调节闸阀3气休分配逍4%怵集聚道5气道7-榊灰口若降尘室设置n层水平隔板，则多层降尘室的生产能力变为Vs 珂n+1)blut降尘室结构简单，流动阻力小，但体积庞大，分离效率低，通常只适用于分离粒 度大于50呵的粗颗粒

26、，一般作为预除尘使用。多层降尘室虽能分离较细的颗粒 且节省地面，但清灰比较麻烦。需要指出，沉降速度ut应根据需要完全分离下来的最小颗粒尺寸计算。此 外，气体在降尘室内的速度不应过高，一般应保证气体流动的雷诺数处于层流区, 以免干扰颗粒的沉降或把已沉降下来的颗粒重新扬起。2)沉降槽沉降槽是用来提高悬浮液浓度并同时得到澄清液体的重力沉降设备。沉降槽又称增浓器或澄清器。沉降槽可间歇操作或连续操作。间歇沉降槽通常为带有锥底的圆槽，其中的沉降情况与间歇沉降试验时玻璃 筒内的情况相似。需要处理的悬浮料浆在槽内静置足够时间以后， 增浓的沉渣由 槽底排出，清液则由槽上部排出管抽出。料浆2471-进料槽逍2转动

27、机构：J料井4一溢诡糟5溢流6-叶片7-转耙连续沉降槽是底部略成锥状的大直径浅槽， 料浆经中央进料口送到液面以下 0.3 1.0m处，在尽可能减小扰动的条件下，迅速分散到整个横截面上，液体向 上流动，清液经由槽顶端四周的溢流堰连续流出， 称为溢流；固体颗粒下沉至底 部，槽底有徐徐旋转的耙将沉渣缓慢地聚拢到底部中央的排渣口连续排出。排出的稠浆称为底流。连续沉降槽的自径，小者数米，大者可达数百米；高度为 2.5- 4m。有时将 数个沉降槽垂直叠放，共用一根中心竖轴带动各槽的转耙。 这种多层沉降槽可以 节省地面，但操作控制较为复杂。连续沉降槽适用于处理量大而浓度不高且颗粒不甚细微的悬浮料浆，常见的污

28、水处理就是一例。经过这种设备处理后的沉渣中还含有约 50 %的液体。沉降槽有澄清液体和增浓悬浮液的双重功能。为了获得澄清液体，沉降槽必 须有足够大的槽截面积，以保证任何瞬间液体向上的速度小于颗粒的沉降速度。为了把沉渣增浓到指定的稠度，要求颗粒在槽中有足够的停留时间。 所以沉降槽 加料口以下的增浓段必须有足够的高度， 以保证压紧沉渣所需要的时间。在沉降槽的增浓段中大都发生颗粒的干扰沉降，所进行的过程称为沉聚过 程。为了使给定尺寸的沉降槽获得最大可能的生产能力，应尽可能提高沉降速度。向悬浮液中添加少量电解质或表面活性剂，使细粒发生“凝聚”或“絮凝”；改变一些物理条件（如加热、冷冻或震动），使颗粒的

29、粒度或相界面积发生变化， 这些都有利于提高沉降速度。沉降槽中装置搅拌耙的作用，除能把沉渣导向排出 口外，还能减低非牛顿型悬浮物系的表观黏度，并能促使沉淀物的压紧，从而加速沉聚过程。搅拌耙的转速应选择适当，通常小槽耙的转速为1 r/min，大槽的在0.1 r/min左右。3）分级器利用重力沉降可将悬浮液中不同粒度的颗粒进行粗略的分离，或将两种不同密度的颗粒进行分类，这样的过程统称为分级。实现分级操作的设备称为分级器。附图所示为一个双锥分级器，利用它可将密度不同或尺寸不同的粒子混合物 分开。混合粒子上部加入，水经可调锥与外壁的环形间隙向上流过。 沉降速度大 于水在环隙处上升流速的颗粒进入底流，而沉

30、降速度小于该流速的颗粒则被溢流 带出。I水及颗粒113.3.2离心沉降依靠惯性离心力的作用而实现的沉降过程称为离心沉降。两相密度差较小、颗粒粒度较细的非均相物系，在重力场中的沉降效率很低甚至完全不能分离，若改用离心沉降则可大大地提高沉降速度，设备尺寸也可缩小很多。通常，气固非均相物系的离心沉降是在旋风分离器中进行， 液固悬浮物系一 般可在旋液分离器或沉降离心机中进行。1.惯性离心力作用下的沉降速度当流体围绕某一中心轴作圆周运动时， 便形成了惯性离心力场。在与转轴距 离为R、切向速度为Ut的位置上，惯性离心力场强度为Ut 2（即离心加速度）。显 见，惯性离心力场强度不是常数，随位置及切向速度而变

31、，其方向是沿旋转半径 从中心指向外周。重力场强度 g（即重力加速度）基本上可视作常数，其方向指向 地心。）。如果球形颗粒的直径为d,密度为 R,切向速度为UT，则上述三个力分其方向为沿半径指向中心 P颗粒与中心轴的距离为当流体带着颗粒旋转时，如果颗粒的密度大于流体的密度，则惯性离心力将 会使颗粒在径向上与流体发生相对运动而飞离中心。 与颗粒在重力场中受到三个 作用力相似，惯性离心力场中颗粒在径向上也受到三个力的作用， 即惯性离心力、 向心力（与重力场中的浮力相当，其方向为沿半径指向旋转中心）和阻力（与颗粒径 向运动方向相反， e,流体密度为 别为惯性离心力2UtsJLq _= -d3P,6 R

32、2UtJI向心力=d3 p6 R阻力仝td2ful42三力达到平衡时，则22C 2u-d3 P 比-Ed2 理=042对于流体的运动速度讦 d3PR平衡时颗粒在径向上相ur便是它在此位置上的离 心沉降速度。_ j4d(Ps-P)u；UrV 3P匕頁颗粒的离心沉降速度ur与重力沉降速度ut比较:1.相似性具有相似的计算关系式UtMd(Ps - P)V 頁离心力场强度j4d(Ps-P)厂重力场强度在离心沉降时，如果颗d2(Ps-P)U：=粒与流体的相对运动属 于滞流，沉降速度也符合斯托克斯公式。UrUtIR丿1842不同点 沉降的方向不同 重力沉降是向下，颗粒 离心沉降是向外，颗粒 由于惯性离心力

33、随旋转向下。是背离旋转中心。半径而变化，Ur也随颗粒的位置而变，ur本身不是一个恒定的数值，是个变量。而u(重力沉降速度)是不 变的，恒定的。分离因数 同一种颗粒在同种介质中的离心沉降速度与重力沉降速度的比值。2K =比=且cUt gR即:颗粒所在位置上的惯性离心力场强度与重力场强度之比，称为离心分离因数。 分离因数是离心分离设 备的重要指标。2.旋风分离器的操作原理旋风分离器是利用惯性离心力的作用从气流中分离出尘粒的设备。附图所示是具有代表性的结构类型，称为标准旋风分离器。主体的上部为圆筒形，下部为 圆锥形。各部件的尺寸比例均标注于图中。含尘气体由圆筒上部的进气管切向进 入，受器壁的约束向下

34、作螺旋运动。 在惯性离心力作用下，颗粒被抛向器壁而与 气流分离，再沿壁面落至锥底的排灰口。净化后的气体在中心轴附近由下而上作 螺旋运动，最后由顶部排气管排出。附图的侧视图上描绘了气体在器内的运动情 况。通常，把下行的螺旋形气流称为外旋流，上行的螺旋形气流称为内旋流(又称气芯）。内、外旋流气体的旋转方向相同。外旋流的上部是主要除尘区。因此，如果出灰口或集尘室密封不良， 便易漏旋风分离器内的静压强在器壁附近最高， 仅稍低于气体进口处的压强，往中 心逐渐降低，在气芯处可降至气体出口压强以下。 旋风分离器内的低压气芯由排 气管入口一直延伸到底部出灰口。入气体，把已收集在锥形底部t净比气标准旋风分离器进

35、气尘赫气体在碇凤分离 器内的進动惜况2 = n # * 旳=寻的粉尘重新卷起，严重降低分离效果。旋风分离器的应用已有近百年的历史，因其结构简单，造价低廉，没有活动部件，可用多种材料制造，操作条件范围宽广，分离效率较高，所以至今仍是化 工、采矿、冶金、机械、轻工等工业部门里最常用的一种除尘、分离设备。旋风 分离器一般用来除去气流中直径在 5卩m以上的尘粒。对颗粒含量高于 200g/ m3的气体，由于颗粒聚结作用，它甚至能除去 3卩m以下的颗粒。旋风分离器 还可以从气流中分离出雾沫。对于直径在 200卩m以上的粗大颗粒，最好先用重 力沉降法除去，以减少颗粒对分离器器壁的磨损；对于直径在5卩m以下的

36、颗粒， 一般旋风分离器的捕集效率已不高，需用袋滤器或湿法捕集。旋风分离器不适用 于处理黏性粉尘、含湿量高的粉尘及腐蚀性粉尘。 此外，气量的波动对除尘效果 及设备阻力影响较大。3.旋风分离器的性能评价旋风分离器性能的主要指标是尘粒从气流中的分离效果及气体经过旋 风分离器的压强降。1）临界粒径研究旋风分离器分离性能时，常从分析其临界粒径入手。所谓临界粒径，是 理论上在旋风分离器中能被完全分离下来的最小颗粒直径。 临界粒径是判断分离 效率高低的重要依据。2)分离效率旋风分离器的分离效率有两种表示法：一是总效率，以n 0表示；一是分 效率，又称粒级效率，以表示n P。% /C2总效率是指进入旋风分离器

37、的全部颗粒中被分离下来的质量分数，即C1式中C1 旋风分离器进口气体含 尘浓度，g/m3; C2 旋风分离器出口气体含 尘浓度，g/m3。3)压强降气体经旋风分离器时，由于进气管和排气管及主体器壁所引起的摩擦阻力, 流动时的局部阻力以及气体旋转运动所产生的动能损失等等，造成气体的压强 降。可以仿照第1章的方法，将压强降看做与进口气体动能成正比， 即式中的E为比例系数，亦即阻力系数。对于同一结构形式及尺寸比例的旋风分离 器，E为常数，不因尺寸大小而变。影响旋风分离器性能的因素多而复杂，物系情况及操作条件是其中的重要方 面。一般说来，颗粒密度大、粒径大、进口气速高及粉尘浓度高等情况均有利于 分离。

38、譬如，含尘浓度高则有利于颗粒的聚结，可以提高效率，而且颗粒浓度增 大可以抑制气体涡流，从而使阻力下降，所以较高的含尘浓度对压强降与效率两 个方面都是有利的。但有些因素则对这两个方面有相互矛盾的影响，譬如进口气速稍高有利于分离，但过高则导致涡流加剧，反而不利于分离，徒然增大压强降。 因此，旋风分离器的进口气速保持在 10 25m/s范围内为宜。4.旋风分离器的结构形式与选用旋风分离器的分离效率不仅受含尘气的物理性质、含尘浓度、粒度分布及操 作的影响，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强降。近年来，在旋风分离器的结构设计中，主要对以下几个方面进行

39、改进，以提 高分离效率或降低气流阻力。(1) 采用细而长的器身 减小器身直径可增大惯性离心力，增加器身长度可 延长气体停留时间，所以，细而长的器身有利于颗粒的离心沉降， 使分离效率提 咼。(2) 减小涡流的影响 含尘气体自进气管进入旋风分离器后，有一小部分气 体向顶盖流动，然后沿排气管外侧向下流动，当达到排气管下端时汇入上升的内 旋气流中，这部分气流称为上涡流。分散在这部分气流中的颗粒由短路而逸出器 外，这是造成旋风分离器低效的主要原因之一。采用带有旁路分离室或采用异形 进气管的旋风分离器，可以改善上涡流的影响。在标准旋风分离器内，内旋流旋转上升时，会将沉集在锥底的部分颗粒重新 扬起，这是影响

40、分离效率的另一重要原因。 为抑制这种不利因素，设计了扩散式 旋风分离器。此外，排气管和灰斗尺寸的合理设计都可使除尘效率提高。5 旋液分离器旋液分离器又称水力旋流器，是利用离心沉降原理从悬浮液中分离固体颗粒 的设备。它的结构与操作原理和旋风分离器相类似。 设备主体也是由圆筒和圆锥 两部分组成，如附图所示。悬浮液经入口管沿切向进入圆筒，向下作螺旋形运动，固体颗粒受惯性离心 力作用被甩向器壁，随下旋流降至锥底的出口，由底部排出，此处的增浓液称为 底流；清液或含有微细颗粒的液体则成为上升的内旋流，从顶部的中心管排出， 此液称为溢流。内层旋流中心有一个处于负压的气柱， 气柱中的气体是由料浆中 释放出来的

41、，或者是由溢流管口暴露于大气中时吸入器内的空气。旋液分离器的结构特点是直径小而圆锥部分长。 因为固、液间的密度差比固、 气间的密度差小，在一定的切线进口速度下，小直径的圆筒有利于增大惯性离心力，以提高沉降速度；同时，锥形部分加长可增大液流的行程，从而延长了悬浮液在器内的停留时间。旋液分离器不仅可用于悬浮液的增浓，在分级方面更有显著特点，而且还可 用于不互溶液体的分离、气、液分离以及传热、传质和雾化等操作中，因而广泛 应用于多种工业领域中。旋液分离器的粒级效率和颗粒直径的关系曲线与旋风分离器颇为相似，并且同样可根据粒级效率及粒径分布计算总效率。在旋液分离器中，颗粒沿器壁快速运动时产生严重磨损。为

42、了延长使用期限， 应采用耐磨材料制造或采用耐磨材料作内衬。3.4过滤过滤是分离悬浮液最普遍和最有效的单元操作之一。藉过滤操作可获得清净 的液体或固相产品。与沉降分离相比，过滤操作可使悬浮液的分离更迅速更彻底。 在某些场合下，过滤是沉降的后继操作。过滤也属于机械分离操作，与蒸发、干 燥等非机械操作相比，其能量消耗比较低。3.4.1过滤操作的基本概念过滤是以某种多孔物质为介质，在外力作用下，使悬浮液中的液体通过介质 的孔道，而固体颗粒被截留在介质上，从而实现固、液分离的操作。过滤操作采 用的多孔物质称为过滤介质，所处理的悬浮液称为滤浆或料浆， 液体称为滤液，被截留的固体物质称为滤饼或滤渣。通过多孔

43、通道的滤讲 过滤介质I滤械过滤操作示意图实现过滤操作的外力可以是重力、压强差或惯性离心力。 的还是以压强差为推动力的过滤。1过滤方式工业上的过滤操作分为两大类，即饼层过滤和深床过滤。 液置于过滤介质的一侧，固体物沉积于介质表面而形成滤饼层。 孔道的直径可能大于悬浮液中部分颗粒的直径，在化工中应用最多饼层过滤时，悬浮 过滤介质中微细 因而，过滤之初会有一些细小颗粒穿过介质而使滤液浑浊，但是颗粒会在孔道中迅速地发生“架桥”现象（见附图），使小于孔道直径的细小颗粒也能被截拦，故当滤饼开始形成，滤液即变清， 此后过滤才能有效地进行。可见，在饼层过滤中，真正发挥截拦颗粒作用的主要 是滤饼层而不是过滤介质

44、。通常，过滤开始阶段得到的浑浊液，待滤饼形成后应 返回滤浆槽重新处理。饼层过滤适用于处理固体含量较高（固相体积分数约在1% 以上）的悬浮液。架桥现象在深床过滤中，固体颗粒并不形成滤饼，而是沉积于较厚的粒状过滤介质床 层内部。悬浮液中的颗粒尺寸小于床层孔道直径， 当颗粒随流体在床层内的曲折 孔道中流过时，便附在过滤介质上。这种过滤适用于生产能力大而悬浮液中颗粒 小、含量甚微（固相体积分数在0.1%以下）的场合。自来水厂饮水的净化及从合 成纤维纺丝液中除去极细固体物质等均采用这种过滤方法。另外，随着膜分离技术应用领域的扩大，作为精密分离技术的膜过滤（包括 微孔过滤和超滤）近年来发展非常迅速。化工中

45、所处理的悬浮液固相浓度往往较高，故本节只讨论饼层过滤。2.过滤介质过滤介质是滤饼的支承物，它应具有足够的力学强度和尽可能小的流动阻力 应具有相应的耐腐蚀性和耐热性。工业上常用的过滤介质主要有下面三类。丝、麻等天然纤维及合成纤维制成 这类介质能截留颗粒的最小直径为（细砂、木炭、石棉、硅藻土）或非编（1）织物介质（又称滤布）包括由棉、毛、 的织物，以及由玻璃丝、金属丝等织成的网。 5-65卩m。织物介质在工业上应用最为广泛。（2）堆积介质 此类介质由各种固体颗粒 织纤维等堆积而成.多用于深床过滤中。（3）多孔固体介质 这类介质是具有很多微细孔道的固体材料，如多孔陶瓷、 多孔塑料及多孔金属制成的管或

46、板，能截拦1 3卩m的微细颗粒。3滤饼的压缩性和助滤剂滤饼是由截留下的固体颗粒堆积而成的床层， 随着操作的进行， 滤饼的厚度 与流动阻力都逐渐增加。 构成滤饼的颗粒特性对流动阻力的影响悬殊。 颗粒如果 是不易变形的坚硬固体 （如硅藻土、碳酸钙等 ），则当滤饼两侧的压强差增大时， 颗粒的形状和颗粒间的空隙都不发生明显变化， 单位厚度床层的流动阻力可视为 恒定，这类滤饼称为不可压缩滤饼。 相反， 如果滤饼是由某些类似氢氧化物的胶 体物质构成， 则当滤饼两侧的压强差增大时， 颗粒的形状和颗粒间的空隙便有明 显的改变， 单位厚度饼层的流动阻力随压强差加高而增大， 这种滤饼称为可压缩 滤饼。为了减少可压

47、缩滤饼的流动阻力， 有时将某种质地坚硬而能形成疏松饼层的 另一种固体颗粒混入悬浮液或预涂于过滤介质上， 以形成疏松饼层， 使滤液得以 畅流。这种预混或预涂的粒状物质称为助滤剂。对助滤剂的基本要求如下： 应是能形成多孔饼层的刚性颗粒， 使滤饼有良好的渗透性、 较高的孔隙率 及较低的流动阻力； 应具有化学稳定性，不与悬浮液发生化学反应，也不溶于液相中。应予注意， 一般以获得清净滤液为目的时， 采用助滤剂才是适宜的， 34.2 过滤基本方程式过滤基本方程式是描述过滤速率 （或过滤速度 ）与过滤推动力、过滤面积、料 浆性质、介质特性及滤饼厚度等诸因素关系的数学表达式。 本节，从分析滤液通 过滤饼层流动

48、的特点入手， 将复杂的实际流动加以简化， 对滤液的流动用数学方 程式进行描述， 并以基本方程式为依据， 分析强化过滤操作的途径， 进行过滤计 算。1滤液通过饼层的流动 1）滤液通过滤饼层流动的特点 滤液通道细小曲折，形成不规则的网状结构； 随着过滤进行， 滤饼厚度不断增加， 流动阻力逐渐加大， 因而过滤属非稳 态操作； 细小而密集的颗粒层提供了很大的液、 固接触表面， 滤液的流动大都在层 流区。2）滤液通过饼层流动的数学描述对于滤液通过平行细管的层流流动，由康采尼方程式得到名3pPc、U 5a2(1 汀(al 丿式中 u 按整个床层截面积计算 的滤液平均流速， m/s; 邹c 滤液通过滤饼层的

49、压强 降，Pa;L 滤饼层厚度，m;卩一滤液黏度，Pa s.2.过滤速率和过滤速度前面讨论的u为单位州司通过单位过滤面积的滤液体积，称为过滤速度。通 常将单位时间获得的滤液体积称为过滤速率，单位为m3/s。过滤速度是单位过滤面积上的过滤速率，应防止将二者相混淆。若过滤进程中其他因素维持不变， 则由于滤饼厚度不断增加而使过滤速度逐渐变小。 任一瞬间的过滤速度应写成如 下形式：S3cdV 时仏PAd0 5a2(1 -汀 I 4L 丿 而过滤速率为 dVS3d 日 5a2(1-汀 式中 V 滤液量，m3;9 过滤时间，S；2m .3滤饼的阻力对于不可压缩滤饼，不改变，因而比表面a亦为常数。3Z滤饼层

50、中的空隙率可视为常数,颗粒的形状、尺寸也5a2z 反映了颗粒的特性，其值随物料而不同 名3令 5a (1 -汀 r则先=器R=rLAd9 H-LAR式中r 滤饼的比阻，1/m2R 滤饼阻力，1/m.A 过滤面积，1 Pa .S的滤液以1 m比阻反映了颗粒形比阻r是单位厚度滤饼的阻力.它在数值上等于黏度为 /S的平均流速通过厚度为1m的滤饼层时所产生的压强降。 状、尺寸及床层空隙率对滤液流动的影响。床层空隙率愈小及颗粒比表面a愈 大，则床层愈致密，对流体流动的阻滞作用也愈大。4过滤介质的阻力饼层过滤中，过滤介质的阻力一般都比较小，但有时却不能忽略，尤其在过 滤初始滤饼尚薄的期间。过滤介质的阻力当

51、然也与其厚度及本身的致密程度有 关。通常把过滤介质的阻力视为常数，仿照滤饼阻力公式可写出滤液穿过过滤介质层的速度关系式：dV邹m由于很难划定过滤介质 与滤饼之间的分界面，更难测定分界面处的压 强, 因而过滤介质的阻力与 最初所形成的滤饼层的 阻力往往是无法分开的，所以 过滤操作中总是把过滤 介质与滤饼联合起来考 虑。J(R + Rm)Le的滤饼来代替滤布通常，滤饼与滤布的面 积相同，所以两层中的 过滤速度应相等，则 dV _ 心Pc + Pm 忌卩(R + Rm) 设想以一层厚度为rLe =Rmpp巴rL + rLe)片(L + L。)Apm 过滤介质上、下游两侧 的压强差，Pa;Rm 过滤介

52、质阻力，1/ m.Le 过滤介质的当量滤饼厚 度，或称虚拟滤饼厚度，m.在一定条件下，以一定介质过滤一定悬浮液时，Le为定值；但同一介质在不同 的过滤操作中Le值不同。dV _ Ad 9 -式中5过滤基本方程式若每获得1m3滤液所形成的滤饼体积 为U m3,则任一瞬间的滤饼厚度L与当时已经 获得的滤液体积V之间的关系LA VA如生成厚度为Le的滤饼所应获得的滤液体积以Ve表示，则L -丛e A过滤速度和过滤速率分别为7 +Ve 丿dVA2ApdVAp叭de 叭(V +Ve)式中 U 滤饼体积与相应的滤液 体积之比，量纲为1,或m3/m3.Ve 过滤介质的当量滤液体 积，或称虚拟滤液体积，m3.

53、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，即r = r 伽 s式中r单位压强差下滤饼的比 阻,1/m2;Ap 过滤压强差，Pa;s 滤饼的压缩性指数，量 纲为1.一般情况下，s = 0-1. 对于不可压缩滤饼，s=0.故过滤基本方程式可表示为dVA2Ap1d日片u(V +Ve )应用过滤基本方程式时，需针对操作的具体方式而积分。过滤操作有两种典 型的方式，即恒压过滤及恒速过滤。有时，为避免过滤初期因压强差过高而引起 滤液浑浊或滤布堵塞，可采用先恒速后恒压的复合操作方式， 过滤开始时以较低 的恒定速率操作，当表压升至给定数值后，再转入恒压操作。当然，工业上也有 既非恒速亦非恒压的过滤操作，如用离心泵向压滤机送料浆即属此例。3.4.3恒压过滤若过滤操作是在恒定压强差下进