第三章流体-固体颗粒间的运动和流态化

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
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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。
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。
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；
三、床层空隙率(ε)
固定床层中颗粒堆积的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 床层体积
V Vp V
1 Vp V
1
ε的大小反映了床层颗粒的紧密程度, ε对流体流动的阻力有极大的影响。
影响ε的因素 • 与Φ有关, Φ越大, ε越小。 • 与颗粒大小分布有关, di分布越均匀, ε越大。 • 装填方式: 湿法充填, ε大。
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
实际床层
简化模型
3.1.1流体通过毛细管的流动
H f
32leu de2 g
3.1.2 流体通过颗粒床层的流动
一、颗粒的大小: 当量直径
体积相等的当量直径: 用与非圆球形颗粒体积相等 的圆球形颗粒的直径来表示。
Vb V
dev3
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。
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(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。
通常两相密度差小的系统趋向散式流化，故大多数液-固流化属 于"散式流化"。
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（2）聚式流化 特点：床层中存在两个不同的相。 一般来说，超过流化所需最小气量的那部分气体以气泡形式通
过流化床层，气泡在床层上界面处破裂，造成上界面的波动，因此 床层也不像散式流化那样平稳，流体通过床层的阻力的波动也较大。 随着气体流量的增大，通过乳化相的流体流速几乎不变，增加的气 量都以气泡的形式通过床层，所以气泡的尺寸和生成频率增加，床 层上界面和阻力的波动增大。
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）
ut
d 2 (s )R 2 18
d 2 (s ) uT2 18 R
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三、旋风分离器 旋风分离器在工业上应用已有近百年的历史，具有结构简单、
造价低廉、操作方便、分离效率高等特点，目前仍是工业上常用的 分离和除尘设备。
(1)基本结构 主要由 进气管、 上圆筒、 下部的圆 锥筒、中 央升气管 等组成。
Fd
ma
6
d 3s g
6
d3g
Fra Baidu bibliotek
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
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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。
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：
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
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。
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
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
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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
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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。
34
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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。
a=0
ut
4d(s )g 3
简析：
与d大小有关；
与(ρs-ρ)/ρ有关；
与ζ即Ret有关,
Ret
d ut
13
Ret 2 ，层流区（Sokes区） ζ=24/Ret
ut
d 2 (s )g 18
2 Ret 500 ，过渡区（Allen区）ζ=18.5/Ret0.6
ut
0.781
d
1.6 (
注意： 气体速度的选择：降尘室中的气体流速不能过高，应 保证气体流动的雷诺数处于层流区，防止将已沉降下来的颗 粒重新卷起。一般降尘室内气体速度应不大于3m/s，具体数 值应根据要求除去的颗粒大小而定，对于易扬起的粉尘（如 淀粉、炭黑等），气体速度应低于1m/s。
二、沉降槽（增稠器） 分离悬浮液，在中心距液面下0.3～1m处连
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
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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
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。
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。
3.3.1 流态化现象
流固反应器可分为: 固定床、流化床。 如流体流向从下向上, 则会发生什么现象呢？ 一、理想的流态化现象 设颗粒是均匀的。
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• 固定床 流速小, 流体只通过静止颗粒间的空隙。 • 膨胀床 流速较大, 床层高度稍有膨胀, 固体颗粒相互离开, 有
少量颗粒在一定区域内振动和游动。 • 临界(起始)流化床 流速更大, 固体颗粒刚好悬浮在向上流动的
a用直径来表示:
a 6 d
p L
150
(1 )2 3d 2
u
1.75
(1
)u 3d
2
(6)
称欧根方程 可简化 Re’＜2(细颗粒), 第二项可略。
Re’＞100(粗颗粒), 第一项可略。
3.2 颗粒在流体中的运动
几点假设 • 自由沉降(容器中只有一个颗粒,且容器直径很大,颗粒在沉降
过程中不与壁面相碰) • 是球形颗粒 • 分子运动影响可忽略(如固体颗粒很小时,运动就可能受到流
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。