5. 颗粒的沉降 和流态化

1. 5.颗粒的沉降和流态化 5.1 概述 5.2颗粒的沉降运动 5.3沉降分离设备 5.4固体流态化技术 5.5气力输送

2. 5.1 概述 • 在流体与颗粒组成的非均相物系中，考察流体(连续相)与颗粒间（分散相）的相对运动。包括： • 颗粒静止，流体对其绕流； • 流体静止，颗粒作沉降运动； • 两者都动但具有一定的相对速度。 • 可假设颗粒静止，流体以一定的速度对之作绕流； • 流体静止，颗粒在流体中运动，分析流体对颗粒的作用力 • 化工过程： • 两相物系的沉降 重力沉降和离心沉降(Settling) • 固体物料的干燥(Dryness)等物理化学过程 • 固体颗粒的输送(Transportation)

3. 5.2 颗粒的沉降运动 5-1 5.2.1流体对固体颗粒的绕流动 (1)曳力(Drag)与阻力(Residence)的关系 当流体以一定速度绕过颗粒流动时，流体与颗粒之间产生一对大小相等、方向相反的作用力，将流体作用于颗粒上的力称为曳力，而将颗粒作用于流体上的力称为阻力。 图为流体流过固体时，固体表面的受力情况。一般，总曳力由形体曳力和表面曳力两部分组成。工程上大都将形体曳力和表面曳力合在一起，即研究总曳力。

4. 形体曳力和表面曳力的影响因素: 为压力改变所导致的曳力，主要取决于颗粒的形状和位向，称为形体曳力；而 则是由于流体和颗粒表面的摩擦所导致的曳力，主要由颗粒表面积的大小决定，称为表面曳力。 工程上大都将形体曳力和表面曳力合在一起，即研究总曳力（总曳力FD与流体的μ、ρ、u有关） ，经因次分析用下式表示： Ap：颗粒在运动方向的投影面积； ξ：曳力系数，无因次

5. (2)曳力系数 流体沿一定方位绕过形状一定的颗粒时，影响曳力的因素可表示为：FD=F(L、μ、ρ、u) 其中 L为颗粒的特征尺寸，对于光滑球体，L 即为颗粒的直径dp。应用因次分析可以得出关系式：

7. 随着Rep增大，球面上边界层脱体，形成尾流（旋涡），形体曳力增大，见图a随着Rep增大，球面上边界层脱体，形成尾流（旋涡），形体曳力增大，见图a Rep>500，形体曳力为主， ξ=0.44，曳力与流速平方成正比 Rep>2×105尾流区收缩， ξ由0.44突降至0.1左右，见图b

8. 2 颗粒在流体中的流动   在力场中，流体中的颗粒受到三个力的作用：(1)质量力,通常为重力或离心力。其大小可表示为： 重力场Fg=mg 离心力场FC=mrω2 球形颗粒 m=πdp3ρp/6 (2)浮力Fb，依阿基米德定律， 浮力在数值上等于同体积流体 在力场中所受的场力，故 重力场 Fb= mg ρ / ρP 离心力FC=mrω2 ρ / ρP (3)曳力FD

11. 颗粒在力场中的运动阶段 分为两个阶段：加速段和恒速段。     随着颗粒运动速度的增大，颗粒所受的曳力也不断增大，必存在某一时刻使颗粒所受的诸力之和为零，从此时起，颗粒将在流体中作匀速运动，这时颗粒的运动速度称为终端速度。

12. stokes区ut∝d2说明同一物系，大颗粒易沉降； ut∝1/μ 在同一物系，不同的操作条件（t不同） 气-固 t↑→μ↑→ut↓ 液-固 t↑→μ↓→ut↑ 即高温对气-固分离不利，对液-固分离有利 ut∝（ρs-ρ）

13. 5.2.2静止流体中颗粒的自由沉降 目的：从含有固体颗粒的流体中将固体和液体分离开基本原理：利用流体和颗粒之间的密度差，在质量力的作用下使颗粒与流体之间产生相对运动，从而实现两者的分离。    沉降的分类：重力沉降和离心沉降。 1.重力沉降速度的计算 1) 单个球形颗粒的自由沉降 颗粒在重力场中沉降可只考虑恒速段，这个恒定的速度就是颗粒在重力场中运动的终端速度，称为沉降速度。

14. 试差法计算颗粒的沉降速度      计算步骤为：先假设沉降属于某一区域，按此区内的公式求出ut，再核算Rep以校验最初的假设是否正确，如不正确，需重新试算。 2)非球形颗粒的自由沉降    球形度影响颗粒的沉降速度。当Rep相同时，颗粒的球形度越小，其沉降速度也越小。3)大小不均匀颗粒的沉降    为使颗粒与流体达到规定分离程度，在计算沉降速度时，应以能够达到规定分离程度的最小颗粒的沉降速度为准。4) 影响沉降速度的其他因素    主要要考虑端效应和壁效应、颗粒浓度（干扰沉降）、气泡和液滴及分子运动的影响。 Pg197 例5-1 5-2

15. 2 干扰沉降 当流体中颗粒的含量较大时，颗粒沉降时彼此影响，这种沉降称为干扰沉降。干扰沉降时一方面由于大量颗粒向下沉降而使流体被置换而产生显著的向上运动，造成颗粒沉降速度小于自由沉降速度，另一方面，大量颗粒的存在，也使流体的表观密度和表观粘度（即混合物的密度和粘度）都增大，所有这些因素都使颗粒的沉降速度减小。 壁效应和端效应 当颗粒直径 与容器直径D相比不算太小时，容器壁面会对颗粒的沉降产生影响，使其受到较大的曳力。一般dp/D >0.01时，就显出器壁的影响，使沉降速度减小。 3 流体分子运动的影响   当颗粒直径小到可与流体分子的平均自由程相比拟时（如2~3μm以下），颗粒作不定向和随机性运动，它们可穿过流体分子的间隙，使沉降速度大于斯托克斯定律计算的数值。另一方面，细颗粒的沉降将受流体分子碰撞的影响，当颗粒直径小于0.1μm时，布朗运动的影响起主要作用，难以用重力沉降法除去流体中的颗粒。

16. 4 气泡和液滴的运动 液滴与气泡在流动中会变形和产生内部循环流动。它们在流动时受到形体曳力的作用而有压扁的趋向，而表面张力的存在则有会使其保持球形状。当颗粒尺寸较小（如小于0.5mm左右）时，由于单位体积的表面能很大，几乎保持球形，则可用前述计算公式来求沉降或浮升速度；当颗粒尺寸较大时，由于液滴或气泡在曳力作用下的变形及其内部的流体产生循环运动的影响，都将影响到曳力系数和沉降速度，因此，就与刚性的固体颗粒有所不同，前述公式不再适用，应该参阅有关资料来考虑。

17. 5.3 沉降分离设备 5.3.1 重力沉降设备（降尘室；沉降槽） 基本特征：体积大。 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。 1. 降尘室 作用：分离气体中尘粒的重力沉降设备。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。 这是一个大空箱，含尘气体从一端进入，以流速u水平通过降尘室，尘埃以自由沉降速度ut向室底沉降，只要能保证气体在室内停留时间足够长，以便颗粒达到室底面，便能在出口得到净化的气体。

18. 假设降尘室的底面积和高分别用A、H表示。气体在降尘室的水平通过速度为u, m/s 降尘室的生产能力(含尘气体在室内的体积流量)为qV, m3/s 任一颗粒在室内的停留时间为：τr=AH/ qV 位于降尘室最高点颗粒沉到室底所需时间：τ t =H/ut 颗粒在降尘室中能被分离下来的条件为： [沉降条件] τr ≥ τ t 或 AH/ qV ≥H/ut 或qV≤A ut 为什么降尘室多做成扁平状？ 理论上 降尘室的生产能力只与降尘室的长度、宽度及沉降速度ut有关，与降尘室高度无关。因此不必将设备做得太高。所以降尘室一般采用扁平的几何形状，也可在室内加多层隔板，形成多层降尘室。常用的隔板间距为40~100mm

19. qV= (n+1) A底ut n为隔板数 解题时，由qV、 A底可求出能分离的最小颗粒直径dmin 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。

20. 注意：a. 设计时颗粒直径的选择：以上分析是基于颗粒在降尘室顶端能被分离的条件，显然，在此条件下，处于其他位置的同直径颗粒也都能被除去。由于所处理的气体中粉尘颗粒的大小不均，因此，作设计时应以所需分离的最小颗粒直径为基准。b. 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。    降尘室结构简单、阻力小，但体积庞大、分离效率低，只适合于分离直径在75μm以上的粗粒，一般作预除尘用。

21. 2 沉降槽 利用重力沉降分离悬浮液的设备称为沉降槽。沉降槽通 常只能用于分离出不很细的颗粒，得到的是清液与含50%左右固体颗粒的增稠液，所以这种设备也称为增稠器。 3 增稠器 有澄清液体和增稠悬浮液的的双重功能，清夜产率取决于增稠器的直径，颗粒的停留时间取决于进口管以下增稠器的深度

22. 5.3.2 离心沉降设备 离心沉降的目的：对密度小或直径较小的颗粒，因其质量力较小，很难用重力沉降法从流体中除去。此时可采用离心沉降法。工业上应用的离心沉降设备有两种型式：旋分分离器和离心机。 离心沉降原理示意 离心沉降利用沉降设备使流体和颗粒旋转，在离心力作用下，由于流体和颗粒间存在密度差，所以颗粒沿径向与流体产生相对运动，从而使颗粒和流体分离。由于在高速旋转的流体中，颗粒所受的离心力比重力大得多，且可依需要调节，所以其分离效果好于重力沉降。

23. 离心沉降与重力沉降有何不同？ 颗粒质量一定，重力沉降速度是恒定的，而离心沉降速度却随旋转半径及旋转速度的不同而发生变化；另一个区别在于：重力沉降的方向向下，而离心沉降方向为离心方向。 离心分离因素是离心分离设备的重要性能指标 离心分离因素是离心分离设备的重要性能指标。在某些高速的离心机上，分离因数可高达数十万。对于本节将要讨论的旋风分离器和旋液分离器来说，分离因数虽不如离心机那么大，但其效能已远较重力沉降设备高。如，当旋转半径0.4m，颗粒旋转速度u=20m/s，则分离因数 a=102。

24. 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。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 旋风分离器 基本结构：见图。它是一种最简单的旋风分离器，主要由进气管、上圆筒、下部的圆锥筒、中央升气管组成。

25. 操作原理：含尘气体从进气管沿切向进入，受圆筒壁的约束旋转，做向下的螺旋运动，气体中的粉尘随气体旋转向下，同时在离心力的作用下向器壁移动，沿器壁落下，沿锥底排入灰斗；气体旋转向下到达圆锥底部附近时转入中心升气管而旋转向上，最后从顶部排出。操作原理：含尘气体从进气管沿切向进入，受圆筒壁的约束旋转，做向下的螺旋运动，气体中的粉尘随气体旋转向下，同时在离心力的作用下向器壁移动，沿器壁落下，沿锥底排入灰斗；气体旋转向下到达圆锥底部附近时转入中心升气管而旋转向上，最后从顶部排出。 旋风分离器的性能    评价旋风分离器性能好坏的指标主要有三项：(a)临界直径(b）分离效率：包括总效率 和分级效率（粒级效率） 。(c)旋风分离器的压强降（阻力） (a)旋风分离器的临界直径   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。

26. (b）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 。 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。 分级效率     是按颗粒的大小分别表示某一尺寸的颗粒被分离的效率，一般按质量分数计算。

27. 有时也把旋风分离器的分级效率 标绘成粒径比 的函数曲线， d50是分级效率恰为50%的颗粒直径，称为分割粒径(dpc或 d50)。图5-12为标准旋风分离器的 曲线，对于同一形式且尺寸及比例相同的旋风分离器，无论大小，皆可通用同一条曲线。 图5-12 旋风分离器的总效率ηO，不仅取决于各种尺寸颗粒的分级效率，而且取决于气流中所含尘粒的粒度分布。如果已知气流中尘粒的质量分率xi，且又知分级效率曲线，则可按下式计算总效率，即：

28. (c)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：    式中 u 为进口气速，ξ为阻力系数。ξ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，ξ为常数。标准型旋风分离器阻力系数ξ=8.0    通常旋风分离器的阻力大约为500～2000Pa。

29. 旋风分离器的进气口方向 ：切向进口、倾斜螺旋面进口、蜗壳形进口及轴向进口。旋风分离器的进气口方向 ：切向进口、倾斜螺旋面进口、蜗壳形进口及轴向进口。 由于切向进口方式简单，使用较多；倾斜面进口，便于使流体进入旋风分离器后产生向下的螺旋运动，但其结构较为复杂，设计制造都不太方便，近年来已较少使用；蜗壳形进口可以减小气体对筒体内气流的冲击干扰，有利于颗粒的沉降，加工制造也较为方便，因此也是一种较好的进口方式。轴向进口常用于多管式旋风分离器，为使气流产生旋转，在筒体与排气管之间设有各种形式的叶片。

30. 旋风分离器的常用型式 ：标准型、CLT、CLT/A、CLP标准型旋风分离器各部位尺寸比例如图示。结构简单，容易制造、处理量大，适用于捕集密度大且颗粒尺寸也较大的粉尘。旋风分离器的常用型式 ：标准型、CLT、CLT/A、CLP标准型旋风分离器各部位尺寸比例如图示。结构简单，容易制造、处理量大，适用于捕集密度大且颗粒尺寸也较大的粉尘。

31. 扩散式圆筒下部为一上小下大的外壳，底部有一中央带孔的倒锥形分隔屏，气流在其上部转向排气管，少量气体在分隔屏与外壳之间的环隙，将粉尘送入灰斗后，再从中央小孔上升，就减少了粉尘重新卷起的可能性，提高分离效率。这种形式的旋风分离器适用于净化颗粒浓度较高的气体。扩散式圆筒下部为一上小下大的外壳，底部有一中央带孔的倒锥形分隔屏，气流在其上部转向排气管，少量气体在分隔屏与外壳之间的环隙，将粉尘送入灰斗后，再从中央小孔上升，就减少了粉尘重新卷起的可能性，提高分离效率。这种形式的旋风分离器适用于净化颗粒浓度较高的气体。 5-14

32. CLP型CLP型采用蜗壳式进口，进气口位置较低且带有旁路分离室。根据器体及分离室的形状不同，又分为A型和B型。图示为CLP/B型。含尘气体进入分离器后即分成上、下两股旋流，较大的颗粒随旋转向下的主气流运动，达到筒壁落下；细微尘粒则由一小股旋转向上的气流带到顶部，在筒盖下面形成强烈旋转的灰尘环，促进细微尘粒的聚结，然后由气流携带经旁路分离室下行，沿切向进入主体下部，粉尘沿壁面落入灰斗，气体则与内部主气流汇合。CLP型CLP型采用蜗壳式进口，进气口位置较低且带有旁路分离室。根据器体及分离室的形状不同，又分为A型和B型。图示为CLP/B型。含尘气体进入分离器后即分成上、下两股旋流，较大的颗粒随旋转向下的主气流运动，达到筒壁落下；细微尘粒则由一小股旋转向上的气流带到顶部，在筒盖下面形成强烈旋转的灰尘环，促进细微尘粒的聚结，然后由气流携带经旁路分离室下行，沿切向进入主体下部，粉尘沿壁面落入灰斗，气体则与内部主气流汇合。

33. 2 离心机 利用惯性离心力分离非均相混合物的机械，除了旋风（液）分离器外，更重要的的是离心机。离心机分离的混合物中至少有一种是液体，即为悬浮液或乳浊液。它与旋风（液）分离器的主要区别在于离心机是由设备（转鼓）本身旋转产生的离心力，而旋风（液）分离器则是由被分离的混合物以切线方向进入设备而引起。 离心机的主要部件是一个载着物料以高速旋转的转鼓，产生的应力很大。离心机由于可产生很大的离心力，故可以分离出容易用一般过滤方法不能除去的小颗粒，又可以分离包含两种密度不同的液体的混合物。离心机的分离因数也很大，例如悬浮液用过滤方法处理若需1小时，用离心分离只需几分钟，而且可以得到比较干的固体渣。

34. 离心机转鼓直径越大、转速越大，离心力就越大，分离因数a越大。(对照：旋风分离器直径小，则分离性能好)离心机转鼓直径越大、转速越大，离心力就越大，分离因数a越大。(对照：旋风分离器直径小，则分离性能好) 离心机按离心力的大小可分为：常速（a<3000 一般600~1200）、高速(a=3000~50000)和超速离心机a>50000)。 按分离方式分为： 过滤式离心机：鼓壁上开孔，覆以滤布，悬浮液注入其中随之旋转。液体受离心力后穿过滤布及鼓壁上的小孔排出，而固体颗粒则截留在滤布上。（三足离心机） 用于乳浊液的分离。非均相混合物被鼓带动旋转时，密度大的趋向器壁运动，密度小的集中在中央，分别从靠近外周和位于中央的溢流口流出。(管式高速离心机) 沉降式离心机：鼓壁上无孔，悬浮液中颗粒直径很小而浓度不大，则沉降到鼓壁上到一定厚度之后将其取出，清夜则常从鼓的上方的开口溢流而出。（转鼓式离心机）

35. 典型的国产离心机：三足式离心机（转鼓式间歇离心机）、转鼓式自动卸料连续离心机（卧式刮刀卸料离心机）和管式高速离心机等。典型的国产离心机：三足式离心机（转鼓式间歇离心机）、转鼓式自动卸料连续离心机（卧式刮刀卸料离心机）和管式高速离心机等。 三足式离心机是应用最为广泛的一种间歇离心机。转鼓又称滤筐，是直立的，开口向上，从底部带动。机的外壳、转鼓和传动装置都悬在三个支柱上。机盖打开后，料浆经加料管送入；机壳关闭后才能运转，从鼓壁上的小孔甩出的液体集中于机壳的底部，用管子连续地引出。直径一般多在1m以下，转速每分钟几百至一千多转，离心因数一般在600~1200。

36. 5.4 固体流态化(Fluidization)技术 流态化及气力输送技术目前已广泛用于工业生产中。5.4.1 流化床的基本概念在垂直装填有固体颗粒的床层中，流体自下而上通过颗粒床层，随着流速从小到大变化，床层将出现下述三种不同的状态。

37. （1） 固定床阶段    特点：流体通过床层的流速较低；流体对颗粒的曳力较小，颗粒之间紧密相接，静止不动；床层高度不变；流体通过床层的阻力随流速的增加而增大，其关系可以用欧根公式表示，如图（a）。 （2）流化床阶段    特点：当流体速度增加到一定值时，流体对颗粒的曳力增加到与颗粒的净重力（重力减去浮力）相等，或者说流体通过床层的阻力等于单位截面床层的重量时，颗粒开始浮动，但仍未脱离原来的位置，如图 (b)。此时流体在床层空隙中的流速等于颗粒的沉降速度。若在此状态时再稍稍增大流速，颗粒便互相离开，床层的高度也会有所提高，则这时的状态称为起始流化状态或临界流化状态，对应的流速称为起始流化速度或最小流化速度 。

38. 在临界流化状态时，若继续增大流速，则颗粒间的距离增大，颗粒在床层中进行剧烈的随机运动，这个阶段称为流化床阶段。在此阶段，随着流体空床流速的增加，床层高度增高，床层的空隙率也增大，使颗粒间的流体流速保持不变；同时，床层的阻力却几乎保持不变，等于单位截面床层的重量。流化床阶段还有一个特点是床层有明显的上界面，如图（c、d）所示在临界流化状态时，若继续增大流速，则颗粒间的距离增大，颗粒在床层中进行剧烈的随机运动，这个阶段称为流化床阶段。在此阶段，随着流体空床流速的增加，床层高度增高，床层的空隙率也增大，使颗粒间的流体流速保持不变；同时，床层的阻力却几乎保持不变，等于单位截面床层的重量。流化床阶段还有一个特点是床层有明显的上界面，如图（c、d）所示 （3）气力（或液力）输送阶段    特点：当流体流速增加到等于颗粒的沉降速度时，颗粒被流体带出器外，床层的上界面消失，此时的流速称为流化床的带出速度，流速高于带出速度后为流体输送阶段，如图（e）所示。

39. 5.4.2 实际的流化现象 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。当设计不当或操作不当时，还会出现以下两种不正常现象。 （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。    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"。

40. （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。     一般气-固流态化系统多为聚式流化。

41. 腾涌(Slugging)现象   主要发生在气-固流化床中，如果床层高度与直径的比值过大，或气速过高时，就会发生小气泡合并成为大气泡的现象。当气泡直径长到与床径相等时，则将床层分成几段，形成相互分开的气泡和颗粒层。颗粒层象活塞那样被气泡向上推动，在达到床层上界面后气泡崩裂，颗粒分散下落，这种现象称为腾涌现象。 沟流(Channeling)现象 沟流是指气体通过床层时形成短路，大量气体没有能与固体颗粒很好地接触即穿过沟道上升。发生沟流现象时，床层内密度分布不均匀，而且气、固接触不良，不利于气、固间的传质、传热及化学反应；同时部分床层变成死床，这部分床层的空隙率很大，颗粒不悬浮在气流中，故气体通过床层的压降较正常值（即单位床层截面的重量）低。

42. 5.4.3 流化床的主要特性 流化床中的流-固运动很象沸腾着的液体，并且在很多方面表现出类似于液体的性质，如图所示。 5-24

43. （1） 密度比床层密度小的物体能浮在床层上面，见图(a)；（2） 床层倾斜，床层表面仍能保持水平，见图(b)；（3） 床层中任意两截面间的压差可用静力学关系式表示（△p=ρgL,其中ρ和L分别为床层的密度的高度），见图（c）； （4） 有流动性，颗粒能像液体一样从器壁小孔流出，见图（d）；（5） 联通两个高度不同的床层时，床层能自动调整平衡，见图（e）。    利用流化床的这种似液性，可以设计出不同的流-固接触方式，易于实现过程的连续化与自动化。 流化床阶段床层的阻力有什么特点？ 流化床阶段床层阻力恒等于单位截面床层颗粒净重力。    

44. 流体通过流化床的阻力 流体通过颗粒床层的阻力与流体表观流速（空床流速）之间的关系可由实验测得。    图是以空气通过砂粒堆积的床层测得的床层阻力与空床气速之间的关系。由图可见，最初流体速度较小时，床层内固体颗粒静止不动，属固定床阶段，在此阶段，床层阻力与流体速度间的关系符合欧根方程；当流体速度达到最小流化速度后，床层处于流化床阶段，在此阶段，床层阻力基本上保持恒定。

45. 5.4.4 流化床的操作范围 流化床操作气速应如何选择？ 流化床的正常操作范围为气速高于临界流化速度umf，低于颗粒的带出速度 ut（即沉降速度，流化床操作范围的上限）。 当粒度不均匀的混合颗粒进行流化时，计算临界流化速度时应该用颗粒的平均直径，而计算带出速度时，则必须用较小颗粒的直径。 对于细颗粒ut/ umf =91.6 对于大颗粒ut/ umf =8.61

46. 5.5 气力输送 5.5.1 概述 当流体自下而上通过颗粒床层时，流体的速度增加到流体对颗粒的曳力大于颗粒所受的净重力，则颗粒将被流体从床层带出而与流体一起流动，这种过程称为颗粒的流体输送。     利用气体进行颗粒输送的过程即为气力输送，最常用的输送介质是空气，对于易燃、易爆的物料，可用氮气等惰性气体输送。气力输送的主要优点是：（1） 系统密闭，可避免物料飞扬，减少物料损失，改善劳动条件； （2） 输送管线受地形与设备布置的限制小，在无法铺设道路或安装输送机械的地方选择气力输送尤为适宜；（3） 在输送同时易于进行物料的干燥、加热、冷却等操作（4） 设备紧凑，易于实现过程的连续化与自动化，便于与连续的生产过程衔接。

47. 5.5.2气力输送的装置 根据颗粒在管内的密集程度不同，可将气力输送分为稀相输送和密相输送。一般用固气比的大小来衡量颗粒在管内的密集程度，固气比即单位质量气体所输送的固体质量，用R=M/G表示。稀相输送    固气比在25以下（通常为 ）时的气力输送为稀相输送。它的输送距离不长，一般为100m以下，目前在我国应用较多。在稀相输送中气流的速度较高（一般为18~30m/s），颗粒呈悬浮状态。稀相输送装置主要有真空吸引式和低压压送式两种。密相输送    固气比大于25的输送为密相输送。它用高压气体压送物料，气源表压可高达0.7MPa，常用的设备分充气式和脉冲式两种。

48. 第五章小结