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化工原理 第4章 搅拌ppt课件

化工原理 第4章 搅拌ppt课件

4.4 切向流
搅拌槽内流体流动型态
----层流、湍流
流动型态判定参数：搅拌雷诺数
D 2n
Re

nD--桨叶的叶端速度
式中：
D---搅叶轮直径，m； 、----物料密度kg/m3、黏度kg/ms； n---搅拌桨转速，1/s。
例如：标准六直叶涡轮桨 Re＜10 层流 Re＞104 湍流 10＜Re＜104 过渡流
操作。
n1d1 n2d2
(3) 保持雷诺数Re不变
n1d12

n2
d
2 2
自强不息 知行合一
(4) 保持弗鲁德准数Fr不变 (5) 保持韦伯准数We不变
n12 d1 n22 d 2
n12 d13

n22
d
3 2
搅拌装置的放大过程非常复杂，应根据具体工艺条件的要求，选定合适的放 大准则，以便得到较为理想的放大效果。
4.2.3 搅拌的基本搅拌浆型
4.2.4 档板、导流筒
挡板：为了防止打旋现象的出现和加强
湍流程度，在槽内安装档板。过多的档 板将减少总体流动，并把混合局限在局 部区域内，导致不良的混合性能。
导流筒：引导液体流入和流出搅拌器的园
形导筒。可控制液体的流向和速度，减少 短路机会，提高混合效果。特别是含有固 体颗粒的液体可得到均匀的悬浮。
自强不息 知行合一
问题：如何保持几何相似的大小两搅拌槽中流体动力学状态相似(Re、Fr、We为 常数) ？
Re相等：
n1d12

n2
d
2 2
Fr相等：
n12 d1 n22 d 2
We相等：
n12 d13

n22
d

化工原理第四章第三节讲稿.ppt

化工原理第四章第三节讲稿.ppt
如果用 T 表示贴壁处流体的温度梯度，
n n0
则 dQ dS T 与牛顿冷却定律 dQ dST联立：
n n0
2020/12/9
T
T n n0
——理论上计算对流传热系数的基础
表明：对一定的流体，当流体与壁面的温度差一定时，对 流传热系数之取决于紧靠壁面流体的温度梯度。
热边界层的厚薄，影响层内温度分布，因而影响温度梯度 。当边界层内、外的温度差一定时，热边界层越薄，温度梯 度越大，因而α也就上升。因此通过改善流动状况，使层流 底层厚度减小，是强化传热的主要途径之一。
第四章 传热
第三节 对流传热
一、对流传热的分析 二、壁面和流体的对流传 热速率 三、热边界层
2020/12/9
一、对流传热的分析
滞流内层 流体分层运动，相邻层间没有流体的
宏观运动。在垂直于流动方向上不存
在热对流，该方向上的热传递仅为流
流体沿固体 壁面的流动
体的热传导。该层中温度差较大，即 温度梯度较大。 缓冲层 热对流和热传导作用大致相同，在该层
2020/12/9
律可以表示为：Q St
2、对流传热系数
对流传热系数a定义式： Q
St
表示单位温度差下，单位传热面积的对流传热速率。 单位W/m2.k。 反映了对流传热的快慢，对流传热系数大，则传热快。
2020/12/9
三、热边界层与换热微分方程式
热边界层（温度边界层） ：
壁面附近因换热而使流体温度发生了变化的区域 。
对流传热速率
对流体间的温度差
阻力：影响因素很多，但与壁面的表面积成反比。
对流传热速率方程可以表示为：
Q T Tw 1
dS
2020/12/9

化工原理-第四章-传热

化工原理-第四章-传热

d12
d1
4 d2 d1
入口效应修正 在管进口段，流动尚未充分发展，传热边界层较
薄，给热系数较大，对于l d1 60 的换热管，应考虑进口段对给 热系数的增加效应。故将所得α乘以修正系数：
l
1 d l
0.7
弯管修正 流体流过弯曲管道或螺旋管时，会引起二次环流而强
化传热，给热系数应乘以一个大于1的修正系数：
水和甘油：T ↗ ↗ 一般液体： T ↗ ↘ 纯液体＞溶液
气体的导热系数：
T ↗ ↗ P ↗ 变化小 极高P ↗ ↗
气体导热系数小，保温材料之所以保温一般是材料中空 隙充有气体。
18
三、平壁的稳态热传导
1.单层平壁的热传导
t1 t2
b
t Q t1
t2
0 bx
b：平均壁厚，m； t：温度差，oC；
4
❖ 一、传热过程的应用
物料的加热与冷却 热量与冷量的回收利用 设备与管路的保温
❖ 二、热传递的三种基本方式
热传导 热对流 热辐射
5
1. 热传导（又称导热）
热量从高温物体传向低温物体或从物体内部高温部 分向低温部分传递。
特点：物体各部分不发生相对位移，仅借分子、原 子和自由电子等微观粒子的热运动而引起的热量 传递。
8
3. 热辐射
因热的原因而产生的电磁波在空间的传递， 称为热辐射。
热辐射的特点：
①不需要任何介质，可以在真空中传播；
②不仅有能量的传递，而且还有能量形式 的转移；
③任何物体只要在热力学温度零度以上， 都能发射辐射能，但是只有在物体温度较高时， 热辐射才能成为主要的传热方式。
9
二、间壁传热与速率方程
41

化工原理第四章传热及传热设备

化工原理第四章传热及传热设备
例：温度升高，气体的粘度μ_____________，导热系数 λ____________（变大，变小，不变）。
物质热导率的大致范围
物质种类
热导率
纯金属 金属合金 液态金属 非金属固体 非金属液体 绝热材料 气体
100~1400 50~500 30~300 0.05 ~50 0.5~5 0.05~1 0.005~0.5
4.2 热传导
4.2.1 温度场和温度梯度 温度场：在某一瞬间，空间或物体内所有各点温度分布的总和。 即： t = f (x，y，z，θ) t--温度； x，y，z--空间坐标； θ--时间
温度梯度 ：
4.2.2 傅立叶定律（ Fourier’s Law）
单位时间内传导的热量Q与温度梯度dt/dx及垂直于热量方向
蓄热体
4、中间载热体式换热器 又称热媒式换热器。 换热原理：将两个间壁式换 热器由在其中循环的载热体 （称为热媒）连接起来，载 热体在高温流体换热器中从 热流体吸收热量后，带至低 温流体换热器传给冷流体。 典型设备：空调的制冷循环、 太阳能供热设备、热管式换 热器等。 适用范围：核能工业、冷冻 技术及工厂余热利用中。
优点：传热速度较快，适用范围广，热量的综合利 用和回收便利。
缺点：造价高，流动阻力大，动力消耗大。
典型设备：列管式换热器、套管式换热器。
适用范围：不许直接混合的两种流体间的热交换。
单程列管式换热器
1 —外壳 2—管束 3、4—接管 5—封头 6—管板 7—挡板
套管式换热器 1—内管 2—外管
3、蓄热式换热器
4.2 传导
热传导又称导热，是物质借助分子和原子振动及自 由电子运动进行热量传递的过程。
导热过程的特点是：在传热过程中传热方向上无质 点的宏观迁移。

化工原理第四章第四节讲稿PPT课件

化工原理第四章第四节讲稿PPT课件

t2 R2
tw t 1
t3 R3
i dS i
2020/11/12
利用串联热阻叠加原则：
dQ T t1 t2 t3
R
R1 R2 R3
K1d 0 S01 d0Sdbm Si1 diS
若以外表面为基准
11bd0S dS0 dS ddl
K 0 dSm idSi
dS0dSmd0dm
,d
S0 d
若冷凝液的温度低于饱和温度离开换热器
Q W h r c p T s h T 2 W c c p t 2 c t 1
2020/11/12
二、总传热速率方程
通过换热器中任一微元面积的间壁两侧的流体的传热速 率方程，可以仿照对流传热速率方程写出：
d Q K (Tt)d SK tdS
•两侧的α相差不大时，则必须同时提高两侧的α，才能提高K
值。
•污垢热阻为控制因素时，则必须设法减慢污垢形成速率或及
时清除污垢。
2020/11/12
例：有一列管换热器，由φ25×2.5的钢管组成。CO2在管内 流动，冷却水在管外流动。已知管外的α1=2500W/m2·K，管 内的α2= 50W/m2·K 。 （1）试求传热系数K； （2）若α1增大一倍，其它条件与前相同，求传热系数增大 的百分率； （3）若增大一倍，其它条件与（1）相同，求传热系数增 大的百分率。
1 0 .5 1 8 3 0 0 .0 0 2 2 5 0 .5 5 1 3 2 0 5 1 25 250045 2 .5 2 25 02 00
2020/11/12
0 .0 0 0 .0 0 0 0 4 .0 00 5 0 .0 0 80 0 0 .0 0 62 6 2
0.02m 627K/W K3.5 7W/m 2K

化工原理教学课件第四章(吸收)第0节

化工原理教学课件第四章(吸收)第0节

是变化的。如用水吸收混于空气中氨的过程，氨作
为溶质可溶于水中，而空气与水不能互溶（称为惰
性组分）。随着吸收过程的进行，混合气体及混合
液体的摩尔数是变化的，而混合气体及混合液体中 的惰性组分的摩尔数是不变的。此时，若用摩尔分 率表示气、液相组成，计算很不方便。为此引入以 惰性组分为基准的摩尔比来表示气、液相的组成。
度的大小，m 值越大，则表明该气体的溶解度越小；反之，
则溶解度越大。
若系统总压为P，由理想气体分压定律可知
同理
p=Py
将上式代入式2-1可得
将此式与式2-5比较可得： (2-6) 将式2-6代入式2-4，即可得H～m的关系为： (2-7)
(4) Y ～X关系
式2-5是以摩尔分率表
示的亨利定律。在吸收过程中，混合物的总摩尔数
摩尔比的定义如下：
X＝(液相中溶质的摩尔数)/(液相中溶剂的摩尔数)＝ Y＝(气相中溶质的摩尔数)/(气相中惰性组分的摩尔数)＝ (2-8)
上述二式也可变换为:
(2-10) (2-11)
(2-9)
将式2-10和2-11代入式2-5可得：
整理得 (2-12) 当溶液组成很低时， <<1，则式2-12可简化为 (2-13)
的饱和组成。
气体在液体中的溶解度可通过实验测定。由实验结果 绘成的曲线称为溶解度曲线，某些气体在液体中的溶解度 曲线可从有关书籍、手册中查得。
图片2-3、图片2-4和图片2-5分别为总压不很高时氨、 二氧化硫和氧在水中的溶解度曲线。从图分析可知： （1）在同一溶剂（水）中，相同的温度和溶质分压下， 不同气体的溶解度差别很大，其中氨在水中的溶解度最大 ，氧在水中的溶解度最小。这表明氨易溶于水，氧难溶于 水，而二氧化硫则居中。 （2）对同一溶质，在相同的气相分压下，溶解度随温度 的升高而减小。 （3）对同一溶质，在相同的温度下，溶解度随气相分压 的升高而增大。

化工原理第四章讲稿PPT课件

化工原理第四章讲稿PPT课件

传热速率与热通量的关系为 q dQ dA
传热速率
传热温差（推动力） 热阻（阻力）
传热温差以△T表示，热阻通常以R或r表示Q T
R
2021/2/11
q T r
第四章 传热
第二节 热传导
一、基本概念和傅立叶定律 二、导热系数 三、平壁的稳定热传导 四、圆筒壁的稳定热传导
2021/2/11
一、基本概念和傅立叶定律
2021/2/11
五、典型的间壁式换热器及其传热过程
1、套管式换热器
套管式换热器是由两种直径大小不同的直管组成的同心 管，一种流体在内管中流动，另一种流体在内、外两壁 间的环隙中流动，通过内管管壁进行热量交换。内管壁 的表面积即为传热面积。
2、列管式换热器
列管式换热器由壳体、管束、管板和封头等部件组成。
2021/2/11
2021/2/11
2021/2/11
一种流体由封头的进口管进入器内，流经封头与管板的空间 分配至各管内（称为管程）。通过管束后，从另一端封头的 出口流出换热器。另一种流体则由壳体的接管流入，在壳体 与管束间的空隙流过（称为壳程），从壳体的另一端接管流 出。壳体内往往安装若干块与管束相垂直的折流挡板。 流体在管束内只通过一次，称为单程列管式换热器。
2021/2/11
二、热源和冷源
1、热源
1）电热：特点是加热能达到的温度范围广，而且便于控制， 使用方便，比较清洁。但费用比较高 。
2）饱和水蒸气： 优点：饱和水蒸气的冷凝温度和压强有一一对应的关系， 调节饱和水蒸汽的压强就可以控制加热温度，使用方便， 而且饱和蒸汽冷凝过程的传热速率快。 缺点：饱和水蒸气冷凝传热能达到的温度受压强的限制。
gradt
lim

化工原理课件第4章：过滤

化工原理课件第4章：过滤
单位体积颗粒床层中空隙的体积为床层的空隙率ε ，即：
ε反映了床层中颗粒堆集的紧密程度，其大小与颗粒的形状、粒度分 布、装填方法、床层直径、所处的位置等有关。 球形：0.26～0.48 乱堆：0.47～0.7
壁效应
化工原理——流体通过颗粒层的流动
ε的测量方法：
充水法： 称量法：
V水
V
V G
p
V
不适于多孔性颗粒
K 2P1s
r0
化工原理——流体通过颗粒层的流动
4.5.2 间歇过滤的滤液量与过滤时间的关系 1. 恒速过滤方程
若Ve＝0，则？ K虽为变量，但应为τ时刻的过滤常数值。
化工原理——流体通过颗粒层的流动
2. 恒压过滤方程
若Ve＝0，则？
若V=Ve ？ qe2 K e
q qe 2 K e
求Ve，τe
(1
- 3
)a
ρu 2
P' L
'
(1- )a 3
u2
单位床层高度的压降， Pa
模型参数
化工原理——流体通过颗粒层的流动
4.3.3 模型的检验和模型参数的估计
1. 康采尼（Kozeny）方程
在流速较低， Re'＜2时（层流），
'
K' Re'
其中：
Re'
deu1
u a(1 )
实验测得
K ' 5.0
p
p (1)
化工原理——流体通过颗粒层的流动
流入的量＝流出的量＋累积量
总量衡算： V悬＝V LA
固体量衡算： V悬 LA(1 ) 由上两式可得： L q
1
一般，＜＜， L q 1

化工原理第四章对流传热41页PPT

化工原理第四章对流传热41页PPT

Re
lu
普兰德数 (Prandtl number)
Pr c p
表示惯性力与粘性力之比， 是表征流动状态的准数
表示速度边界层和热边界层 相对厚度的一个参数，反映
与传热有关的流体物性
影响 较大的物性常数有：，， Cp ，。 （1）的影响 ； （2）的影响 Re ；
（3）Cp的影响 Cp 则单位体积流体的热容量大，
则较大； （4）的影响 Re 。
2020/3/29
3、流动型态 【层流】主要依靠热传导的方式传热。由于流体的
导热系数比金属的导热系数小得多，所以热阻大。
【湍流】由于质点充分混合且层流底层变薄，较大
2020/3/29
2、有效膜模型
（1）流体与固体壁面之间存在一个厚度为bt的虚拟 膜（流体层），称之为有效膜； （2）有效膜集中了传热过程的全部传热温差的以及 全部热阻，在有效膜之外无温差也无热阻存在（所 有的热量传递均产生在有效膜内）； （3）在有效膜内，传热以热传导的方式进行。
2020/3/29
2020/3/29
二、对流传热速率方程 1、什么是模型法
【定义】把复杂问题简单化、摒弃次要的条件，抓 住主要的因素，对实际问题进行理想化处理，构建 理想化的物理模型，获得某一过程的有关规律。具 体方法为： （1）对过程进行合理的简化； （2）获得物理模型（构象）； （3）对物理模型进行数学描述，获得有关规律。
过程的因素都归结到了当中。
2020/3/29
三、影响对流传热系数的因素
1、引起流动的原因 【自然对流】由于流体内部存在温差引起密度差形
成的液体内部环流，一般u较小，也较小。
【强制对流】在外力作用下引起的流动运动，一般u
较大，故较大。因此：

化工原理课件第四章第三节优秀课件

化工原理课件第四章第三节优秀课件

5. 是否发生相变
主要有蒸汽冷凝和液体沸腾。
发生相变时，由于汽化或冷凝的潜热远大 于温度变化的显热（r远大于cp）。
一般情况下，有相变化时对流传热系数较 大，机理各不相同，复杂。
相变 > 无相
4.3.4 对流传热系数经验关联式的建立
由于对流传热本身是一个非常复杂的物理 问题，现在用牛顿冷却定律把复杂问题用简单 形式表示，把复杂问题转到计算对流传热系数 上面。
湍流核心：在远离壁面的湍流中心，流体质点 充分混合，温度趋于一致（热阻 小），传热主要以对流方式进行。
质点相互混合交换热量，温差小。
过渡区域：温度分布不像湍流主体那么均匀，也 不像层流底层变化明显，传热以热传 导和对流两种方式共同进行。
质点混合，分子运动共同作用，温度变化平缓。
根据在热传导中的分析，温差大热阻就大。
假设流体与固体壁面之间的传热热阻全集 中在厚度为δt有效膜中，在有效膜之外无热阻 存在，在有效膜内传热主要以热传导的方式进 行。
该膜既不是热边界层，也非流动边界层， 而是一集中了全部传热温差并以导热方式传热 的虚拟膜。
由此假定，此时的温度分布情况如下图所示。
建立膜模型：
t e
4-16
式中 ：
δt ──总有效膜厚度； δe ──湍流区虚拟膜厚度； δ──层流底层膜厚度。
湍 > 层
4. 传热面的形状，大小和位置
不同的壁面形状、尺寸影响流型；会造成 边界层分离，产生旋涡，增加湍动，使增大。
•形状：如管、板、管束等； •大小：如管径和管长等；
•位置：如管子的排列方式（管束有正四方形和 三角形排列）；管或板是垂直放置还是 水平放置。
对于一种类型的传热面常用一个对对流传热 系数有决定性影响的特性尺寸L来表示其大小。

41化工原理第4章PPT.ppt

41化工原理第4章PPT.ppt

5.2.2 静止流体中颗粒的自由沉降
（1）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
dP3P g
Fb


6
dP3
g
FD
AP
1 2
u 2


4
dP2
1 u 2
2
5.2.2 静止流体中颗粒的自由沉降
（2）沉降的等速阶段
时
随 du
d
u

，Fd ,到某一数值 u t 时，式（5-16）右边等于零，此 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。对小颗粒，沉降的加速段很短，加速度所经历的距
离也很小。因此，对小颗粒沉降的加速度可以忽略，而近似认为颗粒始
旋风分离器的内旋气流在底部旋转上升时，会在锥底成升力。即使在常 压下操作，出口气体直接排入大气，也会在锥底造成显著的负压。如果锥底 集尘室密封不良，少量空气串入器内将使分离效率严重下降。故出灰口的密 封问题非常重要。
5.3.2离心沉降设备
下面介绍旋风分离器的改型问题： 底部旋转上升会将已沉下的部分颗粒重新卷起，这 是影响旋风分离器分离效率的重要因素之一。为抑制这 一不利因素而设计了一种扩散式旋风分离器，它具有上 小下大的外壳，这种分离器底部设有中央带孔的锥形分 割屏，气流在分割屏上部转向排气管，少量气体在分割 屏与外锥体之间的环隙进入底部集尘斗，再从中央小孔 上升。这样就减少了已沉下的粉粒重新被卷起的可能性。 因此，扩散式旋风分离器分离效率提高，宜用于净化颗 粒浓度较高的气体。

化工原理第四章第二三节第14次课.ppt

化工原理第四章第二三节第14次课.ppt
3、应用特征数关联式应注意的问题
1）应用范围：关联式中Re、Pr、Nu、Gr等特征数的数值
范围以及常数K、指数a、b、c，一般根据 实验确定，使用时不能超出该范围。
2）特征尺寸：Nu、Re、Gr数中l应如何选定。
3）定性温度：各特征数中的各物理参数按什么温度确定。
2020/4/2
五、流体无相变时的对流传热系数的经 验关联式
2020/4/2
4、流体在非圆形管中作强制对流 对于非圆形管内对流传热系数的计算，前面有关的经
验式都适用，只是要将圆管内径改为当量直径de。
（二）流体在管外作强制对流传热
流体在管外垂直流过
单管 管束
2020/4/2
1、流体在管束外强制垂直流动
直列
错列
第一排管子的流动情况相同，错列α>直列α 。
2020/4/2
上次课内容复习
1、传热的三种基本方式： 热传导、对流传热、热辐射。
2、冷热两流体热交换的三种方式： 直接接触式换热、蓄热式换热、间壁式换热。
3、传热速率（热流量）与传热速度（热通量）的关系为：
Q q
A
4、稳态传热时，同一热流方向上的传热速率Q为常数 （Q1=Q2=Q3=……Qn）。
2020/4/2
上次课内容复习
P129 例4-5 2、对流传热系数
对流传热系数α定义式： Q At
表示单位温度差下，单位传热面积的对流传热速率。 反映了对流传热的快慢，对流传热系数大，则传热快。
2020/4/2
三、对流传热系数α的影响因素
1、流体的物性
1）导热系数 λ 层流内层的温度梯度一定时，流体的热导率 ，对流
传热系数α 。 2）黏度 μ
流体的黏度μ ，流动阻力越大，对流传热系数α 。 3）比热容 CP和密度 ρ（ CP 单位 J/kg·K）

化工原理第四章传热

化工原理第四章传热

对于一维温度场，等温面x及(x+Δx)的温度分别为t(x,τ)及
t(x+Δx,τ)，则两等温面之间的平均温度变化率为：
t(x x,)t(x,)
t-t t
x
t+t
Q
温度梯度:
dA
gr la it( x m d x ,t) t( x ,) t n
x 0
x
x
温度梯度是向量，其方向垂直于等温面，并以温度增加 的方向为正。
实际上，上述三种传热方式很少单独出现，而往往是相互伴 随着出现的。
冷热流体的接触方式
一、直接接触式
板式塔
二、间壁式 套管换热器
热流体T1
t2
冷流体t1
T2
传热面为内管壁的表面积
列管换热器
热流体T1
t2
冷流体t1
T2
传热面为壳内所有管束壁的表面积
热载体及其选择
加热剂：热水、饱和水蒸气 矿物油或联苯等低熔混合物、烟道气等 用电加热
r1，b2=r3- r2，b3=r4- r3；
➢各层材料的导热系数λ1，λ2，
λ3皆视为常数；
➢层与层之间接触良好，相互
接触的表面温度相等，各等温 面皆为同心圆柱面。
r1 r2 r3 r4
t2t1 t3 t4
多层圆筒壁的热传导计算，可参照多层平壁。 对于第一、 二、三层圆筒壁有
Q2L1
t1 t2 lnr2
解： 根据题意，已知t1=10℃ ，t4=-5℃ ，b1=b3=0.12m， b2=0.10m，λ1= λ3= 0.70w/m•k， λ2= 0.04w/m•k。
按热流密度公式计算q
：q Q t 1 t 4 1 ( 0 5 ) 5 . 2 w / 7 m 2

化工原理第四章第四节PPT课件

化工原理第四章第四节PPT课件
例：有一列管式换热器，用冷却水使流量为
2000kg·h-1的硝基苯从82℃冷却至27℃，冷却 水由15℃升至35℃，试求冷却水用量。已知硝 基苯的平均定压比热cp1=1.58kJ·kg-1·℃-1， 水 的 平 均 定 压 比 热 cp2=4.179kJ·kg-1·℃-1 。
设备热损失可忽略。
2020/5/1
3 6 0 0
3 6 0 0
1.035106W
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.
12
二、总传热速率方程
经推导：
QKAtm
K——换热器的平均总传热系数，W·m-2·℃-1。
也可写成： Q t m 1
KA
1 ——总传热热阻
KA
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.
13
注意：其中K必须和所选择的传热面积A相 对应。
若间壁为圆筒壁，则以不同传热面积为基准的 总传热速率方程为：
cp1——热流体的平均定压比热，J·kg-1·℃-1 。
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.
6
冷流体单位时间内吸收的热量为：
Q2qm2cp2(t2t1)
qm2——冷流体的质量流量，kg·s-1。
cp2——冷流体的平均定压比热，J·kg-1·℃-1 。
工程上，以定性温度下的定压比热代替平均 定压比热进行计算。
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为 150kPa 时 的 温 度 为 TS=111℃ ， 冷 凝 潜 热 为
rh=2229kJ·kg-1。
蒸汽冷凝时，要放出潜热，又要放出显热。
依题意知，冷凝水由TS=111℃降温至50℃，则
定性温度为 T1115080.5oC
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2.
11
由附录3查得水在80.5℃时的定压比热为
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（2）沉降的等速阶段
时
随 du
d
u

，Fd ,到某一数值 u t 时，式（5-16）右边等于零，此 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。对小颗粒，沉降的加速段很短，加速度所经历的距
离也很小。因此，对小颗粒沉降的加速度可以忽略，而近似认为颗粒始
(Re P )
（2）曳力（阻力）系数
球形颗粒 ( 1) 的曲线在不同的雷诺数范围内可用公式表示如下：
Re P
2
，层流区，Sokes定律区：
24 Re P
2 Re P 500
，过渡区，Allen定律区：


18.5 Re P 0.6
500 Re P 2 10 5 ，湍流区，Newton定律区： 0.44
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
Fc mr 2 r 2 u 2
Fg mg
g gr
式中 u r 为流体和颗粒的切线速度，m / s ；r 为旋转半径，m ； 为旋转角速
度，rad (弧度）/ s 。
数值的大小是反映离心分离设备性能的重要指标。若 1000 ，则说明
5.2.2 静止流体中颗粒的自由沉降
（1）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
dP3P g
Fb


6
dP3
g
FD
AP
1 2
u 2


4
dP2
1 u 2
2
5.2.2 静止流体中颗粒的自由沉降
②粒级效率
0

Ci进 Ci出 Ci进
式中 Ci进 、 Ci出 分别为进出旋风分离器气体中粒径为 d Pi 的颗粒的质量浓度，g / m3。
总效率与粒级效率的关系为： 0 xii
式中 xi 为进口气体中粒径为 d Pi 颗粒的质量分率。
通常将经过旋风分离器后能被除下50%的颗粒直径 dPc称为分割直径，某些 高效旋风分离器的分割直径可小至 3 ~ 10m。不同粒径d Pi 的粒级分离效率 i不 同。
5.3.1重力沉降设备
d
2 a
a

g

d
2 b
b

g
18
18
db da



a b


1
/
2
上式表明，不同直径的颗粒因为密度不同而具有相同的沉降速度，该式代表 了具有相同沉降速度的两种颗粒的直径比。
5.3.2离心沉降设备
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
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。
5.3.2离心沉降设备
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。如图所示，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。
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 ~ 75m 直径的粒子。dP 75m用降尘室分离
（经济），0.1m dP 5m 可用袋式除尘器，dP 0.1m 用静电除尘器。
5.颗粒的沉降
5.1 概述 5.2颗粒的沉降运动 5.3沉降分离设备
5.1 概述
本章考察流固两相物系中固体颗粒与流体间的 相对运动。在流固两相物系中，不论作为连续相的 流体处于静止还是作莫种运动，只要固体颗粒的密 度 大于流体的密度 ，那么在重力场中,固体颗 粒将在重力方向上与流体做相对运动，在离心力场 中，则与流体作离心力方向上的相对运动。
5.3.2离心沉降设备
5.3.2离心沉降设备
旋风分离器各部分的尺寸都有一定的比例，只要规定出其中一个主要尺寸，如 圆筒直径D或进气口宽度B，则其它各部分的尺寸亦确定。
评价旋风分离器性能指标，我们的教材上介绍两个：
1） 旋风分离器的分离效率
①总效率 0
0

C进 C出 C进
式中 C进 、C出分别为进出旋风分离器气体颗粒的质量浓度，g / m3 。
终以 u t 下降。
5.2.2 静止流体中颗粒的自由沉降
（3）颗粒的沉降速度
对球形颗粒，当
du 0
d
时，可得
ut
4dP (P )g 3
式中：



(Re
P
)


(
d
P u
)
5.2.2 静止流体中颗粒的自由沉降
因 与 Re P有关，也与 u t 有关，将不同区域的与的关系式（5-6）—式
于分离 dP 50m 的粗颗粒。
A —降尘室底面积，m2。A BL
u t —颗粒的沉降速度，m / s 。u t 应根据要分离的最小颗粒直径d P,min决定。
5.3.1重力沉降设备
对一定物系，ut 一定，降尘室的处理能力只取决于降尘室的底面积 A ，而
与高度 H 无关，故降尘室应设计成扁平形状，或在室内设置多层水平隔板。
ut 1.74
dP (P )g
5.2.2 静止流体中颗粒的自由沉降
（4）其他因素对沉降速度的影响 ①干扰沉降
②端效应
③分子运动
④非球形颗粒
5.3沉降分离设备
5.3.1重力沉降设备 5.3.2离心沉降设备
5.3.1重力沉降设备
（1）降尘室
停留时间 ：
r

AH qV
沉降时间 ：
t
FD 3dpu
当流速较高时，Stokes定律不成立。因此，对一 般流动条件下的球形颗粒及其其他形状的颗粒，FD的 数值尚需通过实验解决。
（2）曳力（阻力）系数
对球形颗粒， FD = F (d p , u, , )
用因次分析并整理后可得：
FD
AP
1 2
u 2
Re P

d p u
5.3.2离心沉降设备
靠近旋风分离器排气管的顶部旋涡中带有不少细小 粉粒，在进口主气流干扰下较易窜入排气口逃逸。提高 分离效率的另一途径是移去顶部旋涡造成的粉尘环，为 此而设计的XLV/B型旋风分离器见图。此种旋风分离器 的结构特点是进气口低于器顶下一小段距离，且在圆柱 壳体的上部切向开有狭槽，用旁通管将带粉粒的顶旋涡 引至分离器下部锥体内。不但提高了分离效率，还降低 了旋风分离器的阻力。若没有旁路，有人做过实验，堵 死旁路 20%。
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10～100 m ， 深2.5～4 m（为什么？）。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。
5.3.1重力沉降设备
（3）分级器
还有旋液分离器是用于分离悬浮液，其结构特点与 旋风分离器类似。
总效率并不能准确地代表旋风分离器的分离性能。因为气体中颗粒大小不等， 各种颗粒被除下的比例也不相同。颗粒的尺寸越小，所受的离心力越小，沉降速 度也越小，所以能被除下的比例也越小。因此，总效率相同的两台旋风分离器其 分离性能却可能相差很大，这是因为被分离的颗粒具有不同粒度分布的缘故。
5.3.2离心沉降设备
根据牛顿第二定律得：
F

Fg
Fb
FD
ma

6
d
3 P

P
g


6
dP3
g

4
dP2
1 u 2
2

6
dP3P
du
d
或者 ：
du ( P )g 3 u2
d
P
4dP P
du
开始瞬间，u 0 ， d 最大，颗粒作加速运动。
5.2.2 静止流体中颗粒的自由沉降
①设计型计算
已知 qV 、 、 、 P 、d P,min ，计算 A 。
②操作型计算
已知 A 、 、 、 P 、d P,min，核算qV ； 或已知 A 、qV 、 、 、 P ，求 d P,min 。
5.3.1重力沉降设备
（2）增稠器 分离悬浮液，在中心距液面下
0.3～1 m 处连续加料，清液往上走，
旋风分离器的内旋气流在底部旋转上升时，会在锥底成升力。即使在常 压下操作，出口气体直接排入大气，也会在锥底造成显著的负压。如果锥底 集尘室密封不良，少量空气串入器内将使分离效率严重下降。故出灰口的密 封问题非常重要。
5.3.2离心沉降设备
下面介绍旋风分离器的改型问题： 底部旋转上升会将已沉下的部分颗粒重新卷起，这 是影响旋风分离器分离效率的重要因素之一。为抑制这 一不利因素而设计了一种扩散式旋风分离器，它具有上 小下大的外壳，这种分离器底部设有中央带孔的锥形分 割屏，气流在分割屏上部转向排气管，少量气体在分割 屏与外锥体之间的环隙进入底部集尘斗，再从中央小孔 上升。这样就减少了已沉下的粉粒重新被卷起的可能性。 因此，扩散式旋风分离器分离效率提高，宜用于净化颗 粒浓度较高的气体。