ξ=0.44 （3-5）
4.湍流边界层区（Ret>2×105）
ξ=0.10
将（3-3）至（3-5）代入（3-2），得到不同Ret区域相应ut的计算式：
1.湍流区 ut=d2（ρs-ρ）g/18μ
2.过渡区
3.湍流区
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ξ突然下降。
⑸重力沉降时：
小颗粒——斯托克斯区；粒径大些的——艾伦区；能到牛顿区的情况已很少见。
㈢影响ut的因素
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“自由沉降”。
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ξ↑→hf↓；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：
φs=s/sp
S——球体表面积，m2；
sp——颗粒的表面积，m2
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<0.5μm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ρs>ρ，颗粒作沉降运动；如果ρs<ρ，颗粒作升浮运动。
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Ret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：
代入
得：
二沉降室
含尘气体在管道中流动，因气速较大，尘粒来不及沉降；进入突然扩大的流道——沉降室，气速u显著减少。
那些在流体离开降尘室之前落到室底的颗粒便与
流体分离了。
位于室内最高点的颗粒降至室底需用时间：
θt=H/ut
气体通过降尘室需用时间：
θ=L/u理论上，凡θt≤θ的颗粒都能落到室底。
即气体在降尘室的速度：
u=Vs/（Hb），满足u≤Lut≤H条件的、气速对应为ut的颗粒能被分离。
图4-2沉降室
对应上式可改写为：
Vs/（Hb）≤Lut/H。
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'↓→θt↓减少，受尘面积↑。
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
浓悬浮液中颗粒的沉降要受到A、其它颗粒；B、器壁；C、被颗粒取代其空间的流体向上流动等因素的影响——干扰沉降——“沉聚过程”。
图4-3间歇沉降实验
（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→阻力↑，反使ut↓。
（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μ↑、ρ↑的流体。
在这种流体中的沉降显然使ut↓。
而d小却被d大向下拖曳使ut↑；絮凝现象使颗粒的有效尺寸增大，ut↑。
综上所述，d大的ut↓，d小的ut↑。
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2.5～4m），料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
图4-4沉降槽构造
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uT↑和R↓（定ω↑，R↑，uT↑）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，ρs>ρ,颗粒必向外圆飞去。
同时受到三个力的作用：
惯性离心力=（π/6）d3ρs（uT2/R）指向外圆
向心力=-（π/6）d3ρ（uT2/R）指向圆心
阻力=-ξ（π/4）d2（ρur2/2）指向圆心
三力达平衡（∑F=0），ur——颗粒在R点的离心沉降速度。
（3-7）
（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ξ=24/Ret
（3-8）
（3-6）
两种沉降速度之比：
ur/ut=（uT2/R）/g=Kc （3-9）
Kc——离心分离因数
Kc是离心分离设备的重要指标。
某些高速离心机的Kc可达数十万；一般旋风（液）分离器的Kc值在5～2500之间。
如：
R=0.4m，uT=20m/s时：
Kc=202/（0.4×9.81）=102
二旋风分离器的操作原理
分离器结构如图。
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——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。
图4-5旋风分离器工作原理
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：
升级会员 