E=0.44
(3-5)
4.湍流边界层区(Re>2X105)
E=0.10
将(3-3)至(3-5)代入(3-2),得到不同Re区域相应ut的计算式:
1.湍流区ut=d2(ps-p)g/18卩
萨0已匡—)时
2.过渡区'『'
片“74运亟
3.湍流区J’
不同ut下,流体对颗粒产生的流阻会有不同的影响:
⑴滞流区:
因为在颗粒表面形成很薄的滞流边界层,且不发生边界层分离,所以只
存在流体的粘性阻力=f(ut)。
⑵湍流区:
虽然边界层仍为滞流,但其分离引起的形阻已占主导地位,流阻=f(Ut2)。
⑶过渡区介于滞、湍流间,粘、形阻均不可忽略。
⑷湍流边界层区:
此时,由于流体主体中的能量与边界层中的能量交换强度增加,反
而使边界层的分离困难起来。
形阻下降使E突然下降。
⑸重力沉降时:
小颗粒一一斯托克斯区;粒径大些的一一艾伦区;能到牛顿区的情况已很少见。
㈢影响ut的因素
自由
只有连续相为气态的物系或单个颗粒在大空间的沉降中,颗粒的沉降才能视为沉降
当连续相为液体、物系中颗粒的体积分率较高时,颗粒之间相互干扰称干扰沉降。
此时影响Ut的因素有:
1颗粒的体积浓度
当体积浓度<0.2%,各Ut的理论计算值偏差<1%体积浓度较高时发生干扰沉降。
2•器壁效应
当颗粒离器壁较近时,颗粒沉降迫使连续相也有一定的流动,而不动的器壁又阻滞着这种流动,结果显示Ut变慢。
当沉降处于斯托克斯区,修正:
ut'=ut/(1+2.1(d/D))
当D>100d时,器壁效应可忽略。
3.颗粒形状
已知管壁EhfJ;同样,颗粒形状越偏离球形,沉降时阻力也越大。
用球形度标识:
0s=s/sp
S球体表面积,mi;
Sp颗粒的表面积,mi
颗粒形状越不规则,其球形度越小。
非球形颗粒的Ret中的d用当量直径de:
(3-6)
•••d太小会产生布朗运动,
•••当d<0.5卩m时不宜使用自由沉降速度计算式。
Ret>10-4可忽略布朗运动。
另外,对于分散相:
如果ps>p,颗粒作沉降运动;如果ps
连续相有静止和流动两种情况。
流动的连续相又分为与颗粒同向不同速的、与颗粒反向的及流态化状态。
㈣沉降速度的计算
因为计算ut时,要通过Ret确定使用哪一个公式,所以有ut=f(Ret)。
可以采用如下方法进行计算。
1.试差法:
当求出的ut与假设的ut在同一个Ret范围内,求出的ut有效。
2.摩擦数群法:
可由d求ut,或反求。
设法消去Re中的ut。
无需试差,但离不开图,该法便于计算非球形的ut。
3.
K判据求ut:
此法无需试差,但使用时须知d。
令:
沉降室
由此可见,降尘室的生产能力Vs=bLut与高度H无关,但H与u大小有关。
采用多层水平隔板,既保证H不变(Vs不变),又使隔板间距H'0tJ减少,受尘面积f。
切记:
为不使已沉降的灰尘被卷扬,u要处于滞流区。
且降尘室的进、出口应采用渐
变流道。
三浓悬浮液的沉聚过程
向上流动等因素的影响一一干扰沉降一一“沉聚过程
2.5〜4m),料
3
(1)随着固相浓度的增大,液体从颗粒间向上流动的速度也增大。
使颗粒在实际上是
处于向上流动的液体中沉降。
比在静止的、自由沉降时受到的阻力大得多。
d大,ut与
周围流体间的相对速度u较d小的大些t阻力f,反使utJ。
(2)悬浮液中,颗粒的粒级分布很宽。
对d大而言,细小颗粒与液体混成了卩f、Pf的流体。
在这种流体中的沉降显然使utJ。
而d小却被d大向下拖曳使utf;絮凝现象使颗粒的有效尺寸增大,utf。
综上所述,d大的utJ,d小的utf。
实验证明,在粒度范围<6/1时,颗粒的ut相接近。
四沉降槽的结构与操作
沉降槽的构造如图。
既可间歇操作,亦可连续操作。
间歇操作的时间可以根据底流浓度调整;连续操作的设备则要实验数据设计尺寸。
连续沉降槽是底部略成锥形的大直径(数米〜百米以上)浅槽(高度
浆从中央进料口送入液面下0.3〜1.0m处,以尽可能小的
扰动迅速分散到整个横截面上,颗粒下沉,从等浓区进入
变浓区最后进入沉聚区;在槽底徐徐转动(小槽1r/min;
大槽0.1r/min)的耙把浓浆中的液体挤出去,并把沉渣聚
拢到锥底的中央排渣口,以“底流”排出。
清液向上
流动,即使夹带粒子,颗粒在澄清区还是有机会再沉降,使“溢流”的液体保持清洁。
连续沉降槽适用于量大、浓度不高且颗粒不太细微的悬浮料浆,如污水、煤泥水等。
其沉渣含液量约50%
提高沉降速度的办法有:
添加少量电解质或表面活性剂,使细粒凝聚或絮聚;改变操作条件,如:
加热、冷冻或震动,使颗粒的粒度或相界面积发生变化,提高沉降速度。
学习情境4.2旋风分离器的沉降操作
【教学内容】
一惯性离心力作用下的沉降速度
惯性离心力场的强度与力场距中心轴距离R及R所在圆的圆周速度Ur有关,即(ut2/R)
――也称离心加速度,随UTf和RJ(定3f,RT,utT)显著增强(g为常数),方向沿直径指向外圆周。
含固体颗粒的流体进入离心力场时,ps>p,颗粒必向外圆飞去。
同时受到三个力的作
用:
32..
惯性离心力=(n/6)dps(ut/R)指向外圆
向心力=-(n/6)d3p(ut2/R)指向圆心阻力=-E(n/4)d2(pUr2/2)指向圆心三力达平衡(刀F=0),Ur――颗粒在R点的离心沉降速度。
山=(口-歴
(3-7)
阵H亟
(3-2)
比较重力场和离心力场的沉降速度计算式,只在力场强度上同。
若离心沉降时,颗粒与流体的相对速度属于滞流,则E=24/Ret
_,(口-P)錯
18/fR
(3-8)
_d\p5-p)g
#
18^
(3-6)
两种沉降速度之比:
Ur/Ut=(Ut/R)
/g=Kc
Kc——离心分离因数
Kc可达数十万;一般旋风(液)
Kc是离心分离设备的重要指标。
某些高速离心机的分离器的Kc值在5〜2500之间。
女口:
R=0.4m,UT=20m/s时:
2
Kc=20/(0.4X9.81)=102
旋风分离器的操作原理
分离器结构如图。
图4-5旋风分离器工作原理
含尘气流从切向进入圆筒后,在筒壁的约束和后继气体的推动下,形成“外螺旋运动离心力场。
颗粒被抛向筒壁,借重力沿壁面落至锥形筒底部的排灰口。
颗粒向器壁运动使气体向旋转中心聚集,仍然保持
着与外螺旋同方向的旋转运动一一内螺旋,并从下向上从出气口排出。
•••它的R小,.••仍具有可观的力场强度。
旋风分离器的静压强分布:
1.径向器壁附近静压强大,向旋转中心逐渐降低,
在排气口附近与口外侧压强持平。
2.轴向沿轴向,从上至下静压强逐渐降低。
若排气口直通大气
(或连引风机),则器底部轴心处形成负压,排灰口密封不严会已落入底部的尘埃卷起。
三旋风分离器的性能
㈠临界粒径dc
dc指理论上能完全被分离下来的最小颗粒直径,[m]。
dc的计算式由下面的简化条件推导出来:
⑴进入旋风分离器的气流严格按螺旋形路线作等速运动,其切向速度UT=进口速
度Ui=VS/Bh。
(B为进口气体宽度)
⑵颗粒向器壁沉降时,都要穿过厚度为B的气流层才能到达壁面。
⑶颗粒在滞流情况下作自由沉降,其径向沉降速度可用(3-8)计算。
简化成:
颗粒到达器壁的时间
耳
22
0t=B/u「=18B^R7(dpsui)
气流在器中停留的时间0=2nRnNs/ui
依de定义,0t=0其
(3-10)
TB=D/4,二DffdenJ。
1.
总效率
n0=(
/C1
C1:
进气含尘浓度,
g/m3;
(3-11)
C2:
出气含尘浓度,
g/m3;
2.
粒级效
率
npi=
/C1i
(3-12)
C-C2
Ci-C2i
粒级效率np与颗粒直径di的对应关系
3.0,标准系列旋风分离器Ne=5。
㈡分离效率
理论上,凡直径大于de的颗粒,其粒级效率都应等于100%,小于de的颗粒效率为零。
如图示:
实际上,分离曲线却是一条曲线,小于de的颗粒也有可观的分离效果,而大于de的颗
粒还有部分未分离下来。
前者可能是因为本身离器壁近或聚集增大了直径得以分离,后者可能受气流涡动影响未及器壁。
对于同一型式(如标准型)且尺寸比例相同的旋风分离器,不论尺寸大小都可以用同一条np〜d/d50曲线。
标准旋风分离器的d50估算式:
购=Y伽
i-L
xi:
i粒级所占质量%
13)
㈢压强降
△p=EpUi2/2E――标准系列,其值为8。
旋风分离器的△p一般为500〜2000Pa。
影响旋风分离器性能的因素:
ps增大,d增大,粉尘浓度升高,则有利于分离,这是因为:
密度升高,直径增大对于分离的影响很明显,而含尘浓度高则是:
1.聚集使d增大;
2.抑制涡流随阻力下降△p下降;
3.Ui增大则Ur增大则no增大,然而,搅起涡流,使厶p升高。
合适的进气速度为10〜25m/s。
㈣旋风分离器的结构型式与选用
旋风分离器的分离效率不仅与含尘的物理性质、含尘浓度、粒度分布及操作的影响,而且还与设备的结构尺寸密切相关。
合理的结构尺寸是提高分离效率、降低压强降的基础。
几种化工中常见的旋风分离器
结构示意图
CLP型
结构示意图
扩散式
图
V
带有旁室结构,蜗壳式进气口,可聚结被上旋流带到定部的细粒。
E=4.8〜5.8
1
结构上小下大,下设挡灰盘,可有效防止已沉降的细粒被重新卷起。
CLT/A型
倾斜螺旋口减小
低,E=5〜5.5
结构示意
的结构型式见下表。
通常,对于不同旋风分离器的选择应首先根据系统的物性与任务要求,结合各型设备的特点,选定分离器型式,计算决定所用尺寸及台数。
欢迎您的下载,
资料仅供参考!
致力为企业和个人提供合同协议,策划案计划书,学习资料等
打造全网一站式需求