第四章 非均相混合物的分离
重力沉降及设备分离介质 气－固 降尘室 分散相
液－固 沉降槽 连续相降尘室：
假设：① 气流滞流流动（平推流）
②沉降高度H，ut以dmin计
处理量（一定）
与H无关：H↘，一定 u↗↘，↘
2、可采用多层，适当降低H,但 a、保证滞流 b,方便清理
3、一般情况下
a、气体流速1～3m/s，Re(流动)＝1400-1700
b、H=40mm-100mm，（除尘）
c、除尘颗粒75μm以上。
悬浮液沉降槽：
目的：取清液；取沉渣（增稠器）
1、沉降过程分析：
A 清液区,B 等浓度区（均匀悬浮）,C 变浓度区、D 压紧区
AB界面在一定时间内等速下降、干扰沉降、颗粒大小不超过6:1,相同速度。
相对于器壁：uo表观沉降速度（不同于ut）
其后：uo＝f(c)。
AD界面下降缓慢：压紧过程。
连续沉降槽计算
清液上浮溢流 → A，h,
固体进入底流 →
求A：
假设：固相全部由底流排出；
溢流清液无固体。
W：固体质量流量kg/h X：某截面悬浮液固液比 XC：底流悬浮液固液比
以固体为分析对象：
固相实际流速＝u+uo,u：悬浮液体向下运动 (底流带走部分液体)
底流中固相体积流量：W/ρS
底流总体积流量：
∴
各截面固体流道：
以液体为对象
若以浓度C，kg(固)/m3(悬浮液)表示
若以料浆体积流量Q，固相体积分率进料，出料
由于uo=f(c)，A需在整个浓度范围求算，求出Amax
一般方法,简单模型 5m以下×1.5
小试求uo=f(c),后×安全系数 30m以上×1.2
求h：压紧时间比沉降时间大得多，实验测定，压紧区高度h：
附加75%安全量，其它高度取1～2m。
离心沉降及设备旋风分离器：(Cyclone)
基本原理：
主体：上部圆形筒 下部锥形筒含尘气体由上部切线进入，螺旋向下，
尘沉落于壁面下落，气体沿中芯螺旋上升。
旋转方向相同 5μm以上尘粒，
（不用于粘性，含湿高，腐蚀介质）
具体过程十分复杂：
①速度：切向、径向、轴向
②压力：器壁最高（略低于进口）、向中心降低、气芯可降到负压结构尺寸及处理量：
①入口：高H，宽B
②处理量：V = uiBH ui－15～20 m/s
③标准式：h=D/2 B=D/4 D1=D/2 H1=2D H2=2D S=D/8 D2=D/4
临界粒径dC dC：能被完全分离的最小粒径。
假设：①在Cyclone内切线速度恒定uT = ui
②颗粒穿过一定厚度气流：B
③颗粒与气流相对运动为层流
④忽略(空
设气体在Cyclone内转N圈
dC随B(D)↗而↗，→大型分离效果差，并联
☆假设①、②并不合理，但处理简单。
分离效率粒级效率ηi,
对于dPi≥dC，ηi＝100％ 但计算dC时考虑沉降距离为B，对于dPi < dC颗粒，若沉降距离小于B（B’< B）,亦可以分离：
由 可得 距壁面B’(<B)
颗粒dPi ( < dC) 可以分离。
假设：进入待分离气流中大小颗粒均匀分布，即与筒壁距离小于B’的各种直径颗粒所占分率均为B’/B。对于dPi
实测值,
1：入口
2：出口
2）分割粒径d50，(cut diameter) 对应的粒径d50
可以绘制图
，对于标准式，N=5
3）总效率
或 所占质量分率
5、压降:
主要包括 进、出口，磨擦、局部阻力
动能损失
(C,不同型号实验求取
对于标准式
，几何相似，不随D变化
6、选型和计算:
处理量V
设计原则,高效率 分离效率η
低阻力 压降
例如,； ；但出现涡流影响，压降↑
注意效率与阻力的权衡
例如：长径比大，出入口截面小 → 效率高，阻力大
设计计算步骤:
已知 V m3/s 由Δpf →ui（假设）
C入(kg/m3) 由ui → dc (d50 ) → D(ηi分布)
dpi分布
ηo总效率 Vi = uiBH
Δpf 要求压降 V/Vi=n,n为小数时，再推回至适当的整数
η旋风组>η同等处理量大直径分离器,
<η单个小直径设备 (气量分配，排灰口增多)
二.离心机：
离心沉降(悬浮液)
离心分离(乳浊液)
离心过滤(过滤，转鼓)
分离因数 常 Kc<3000
高 KC=3000-50000
超高 KC>50000
1、离心沉降,料液由底部送入，上部溢出清液
鼓内流动自下而上(恒速)
从r1→r2服从Stokes eq.
2、离心分离：液层作用于界面的静压强相等(静压由离心力引起)
轻液层,
重液层,
（过于简单，强调了堰的作用）
讨论题,
4－8
已知,ρS=2300kg/m3 ρ=0.674kg/m3 VS=1000m3/h μ=3.6×10-5Pa·S
标准式
1、
2,<3 3-5 5-10 10-20 20-30 30-40 40-50 50-60 >60
3 11 17 27 12 9.5 7.5 6.4 6.6
ηi(=di/dC)2 3.5% 24.78% 87.12% 100% 100% 100% 100% 100% 100%
3、由ηO中各ηi核算，若ηO = 90%，
3~5段颗粒ηi约为40%，0.4=(di/dC)2→dc约6.32(m
若Δp不变，即ui不变：
取D=0.24m，B=0.06m，h=0.12m
当
取N=3
<3 3～5 >5
5.34% 38.0% 100% →η=90.34%
∴ D=0.24m，N=3
4、
假设取
求出 D=0.3316，取D=0.34m,B=0.085m
可以满足需要。
第三节 过滤
Key Words,Filtration,Filter medium,Filter cake,Constant-pressure filtration,Constant-rate filtration
一、基本概念
利用多孔介质截留悬浮液中的固体颗粒，液体从孔隙中流过实现固液分离。
△目的：
固液分离――要滤液；要滤并过程：
深层过滤――孔径 ＞颗粒，
体积分率＜0.1％
表面过滤――架桥、过滤、洗涤、
去湿、卸料
△介质 织物（滤布，金属网）
粒状 砂粒，藻土
多孔固体介质（高分子膜，陶瓷）
△助滤剂：对于压缩滤并：保证一定疏松状态 △予涂 △加入
不可压缩 .
二、过滤基本方程
过程特点,有一定的推动力△p
存在过滤阻力（介质，滤并）
过滤，洗涤，去湿，卸料四步骤
基本物理量：△p,过滤面积A；过滤时间；滤液体积V；
过滤速度，（若：单位面积滤液量）
假设,.
滞流，满足Kozeny 方程
忽略滤并高度
①先忽略介质阻力，按Kozeny公式
设比阻(体系)
R：阻力项
假设：单位体积滤液形成滤并为 ( m3 (：m3滤并/m3滤液
若考虑过滤介质阻力：当量高度Le,相当于Ve 滤液量产生
或
若考虑滤并可以压缩,r0,压差为1N/m2，S：压缩指数0~1
,
：过滤介质（用滤液体系表示）； (,体系（浓度函数）
r,体系（ε，a）； (,滤液； S,体系三、过滤过程的计算：
1、恒压过滤：（恒定高位槽供料）
令 (过滤体系物性)
令（与操作条件有关）
假定对应
可以写作：
讨论：
①当滤并阻力》过滤介质阻力 ,
②当（砂滤）
等速过滤
2、恒速过滤：（正位移泵供料）
，，K：随θ变化（∵Δp随θ变化）
3、恒速后恒压
若(1 时，(p达到定值
，
其中满足：,K为达(p时的值四、过滤常数的测定：
1、K，qe，θe：由
恒定
或
2、S,改变
五、过滤设备：
1、板框压滤机
滤板
滤框 交替排列
2、加压叶滤机 滤叶外加滤布，外 ( 内
3、转筒真空过滤机六、间歇过滤机的生产能力：
1、操作周期与生产能力：
过滤
周期 洗涤 Σθ=θF+θW+θD
卸料，安装 生产能力 Q=V/Σθ
2、洗涤速率：
①洗涤压力＝过滤压力
②洗水μ滤液μ
洗涤速率与恒压过滤的最终过滤速率有关
置换法 横穿洗发(2倍厚，面积1/2)
3、最佳操作周期：
若终了时滤液量为
若洗涤量
取 解出
若忽略介质阻力
可推出：θD=θF+θW 板框不满为条件七、连续式过滤机生产能力直径D，长度L，转速n(1/S)，
浸没率φ=β/2π=浸入角度/360
若旋转一周时间1/n(S)，
过滤时间（全面积）θ=φ/n，
旋转一周的滤液量V
每小时滤液量 ，若（介质阻力不计）
若
D4-2
①，，
②，
③
④
⑤ 固体分率（滤并固含率60％）
⑥
☆相同基准：相同时间 ，
一个周期内（一圈）
讨论题
D4－4
一、原生产能力：
A＝0.8×0.8×10×2＝12.8m2
充满滤框 V并＝0.8×0.8×10×0.1=0.64m3
θ1=1h V1=26.24m3 θ2=2h V2=37.75m3 (充满滤框，V浆＝38.39m3）
可以解出：
，
清水密度 ρ水,（固相衡算）
二、改造方案生产能力：
1、求V稀，V稠
基准：充满滤框的V浆＝38.39m3（固相基准）
2、求θ稀
☆以介质阻力为主要的等速过滤
（可以采用不同体系表示）
3、求θ稠 利用 计算
①求K’：
②求
③求θ稠
4、求Q′
比较,
第四节 非均相体系分离的强化从过程特点出发，强化过程
1、改变介质－膜分离
2、改变dV/dQ的变化，错流过滤(Cross-flow Filtration)
3、改变间隙过程(Dual-Functional Filter)
4、外场影响HGMS
高梯度磁性分离(High Gradient Magnetic Separation)
介电泳(Dielectrophoresis)
泡沫分离（表面活性剂作用）
重力沉降及设备分离介质 气－固 降尘室 分散相
液－固 沉降槽 连续相降尘室：
假设：① 气流滞流流动（平推流）
②沉降高度H，ut以dmin计
处理量（一定）
与H无关：H↘，一定 u↗↘，↘
2、可采用多层，适当降低H,但 a、保证滞流 b,方便清理
3、一般情况下
a、气体流速1～3m/s，Re(流动)＝1400-1700
b、H=40mm-100mm，（除尘）
c、除尘颗粒75μm以上。
悬浮液沉降槽：
目的：取清液；取沉渣（增稠器）
1、沉降过程分析：
A 清液区,B 等浓度区（均匀悬浮）,C 变浓度区、D 压紧区
AB界面在一定时间内等速下降、干扰沉降、颗粒大小不超过6:1,相同速度。
相对于器壁：uo表观沉降速度（不同于ut）
其后：uo＝f(c)。
AD界面下降缓慢：压紧过程。
连续沉降槽计算
清液上浮溢流 → A，h,
固体进入底流 →
求A：
假设：固相全部由底流排出；
溢流清液无固体。
W：固体质量流量kg/h X：某截面悬浮液固液比 XC：底流悬浮液固液比
以固体为分析对象：
固相实际流速＝u+uo,u：悬浮液体向下运动 (底流带走部分液体)
底流中固相体积流量：W/ρS
底流总体积流量：
∴
各截面固体流道：
以液体为对象
若以浓度C，kg(固)/m3(悬浮液)表示
若以料浆体积流量Q，固相体积分率进料，出料
由于uo=f(c)，A需在整个浓度范围求算，求出Amax
一般方法,简单模型 5m以下×1.5
小试求uo=f(c),后×安全系数 30m以上×1.2
求h：压紧时间比沉降时间大得多，实验测定，压紧区高度h：
附加75%安全量，其它高度取1～2m。
离心沉降及设备旋风分离器：(Cyclone)
基本原理：
主体：上部圆形筒 下部锥形筒含尘气体由上部切线进入，螺旋向下，
尘沉落于壁面下落，气体沿中芯螺旋上升。
旋转方向相同 5μm以上尘粒，
（不用于粘性，含湿高，腐蚀介质）
具体过程十分复杂：
①速度：切向、径向、轴向
②压力：器壁最高（略低于进口）、向中心降低、气芯可降到负压结构尺寸及处理量：
①入口：高H，宽B
②处理量：V = uiBH ui－15～20 m/s
③标准式：h=D/2 B=D/4 D1=D/2 H1=2D H2=2D S=D/8 D2=D/4
临界粒径dC dC：能被完全分离的最小粒径。
假设：①在Cyclone内切线速度恒定uT = ui
②颗粒穿过一定厚度气流：B
③颗粒与气流相对运动为层流
④忽略(空
设气体在Cyclone内转N圈
dC随B(D)↗而↗，→大型分离效果差，并联
☆假设①、②并不合理，但处理简单。
分离效率粒级效率ηi,
对于dPi≥dC，ηi＝100％ 但计算dC时考虑沉降距离为B，对于dPi < dC颗粒，若沉降距离小于B（B’< B）,亦可以分离：
由 可得 距壁面B’(<B)
颗粒dPi ( < dC) 可以分离。
假设：进入待分离气流中大小颗粒均匀分布，即与筒壁距离小于B’的各种直径颗粒所占分率均为B’/B。对于dPi
实测值,
1：入口
2：出口
2）分割粒径d50，(cut diameter) 对应的粒径d50
可以绘制图
，对于标准式，N=5
3）总效率
或 所占质量分率
5、压降:
主要包括 进、出口，磨擦、局部阻力
动能损失
(C,不同型号实验求取
对于标准式
，几何相似，不随D变化
6、选型和计算:
处理量V
设计原则,高效率 分离效率η
低阻力 压降
例如,； ；但出现涡流影响，压降↑
注意效率与阻力的权衡
例如：长径比大，出入口截面小 → 效率高，阻力大
设计计算步骤:
已知 V m3/s 由Δpf →ui（假设）
C入(kg/m3) 由ui → dc (d50 ) → D(ηi分布)
dpi分布
ηo总效率 Vi = uiBH
Δpf 要求压降 V/Vi=n,n为小数时，再推回至适当的整数
η旋风组>η同等处理量大直径分离器,
<η单个小直径设备 (气量分配，排灰口增多)
二.离心机：
离心沉降(悬浮液)
离心分离(乳浊液)
离心过滤(过滤，转鼓)
分离因数 常 Kc<3000
高 KC=3000-50000
超高 KC>50000
1、离心沉降,料液由底部送入，上部溢出清液
鼓内流动自下而上(恒速)
从r1→r2服从Stokes eq.
2、离心分离：液层作用于界面的静压强相等(静压由离心力引起)
轻液层,
重液层,
（过于简单，强调了堰的作用）
讨论题,
4－8
已知,ρS=2300kg/m3 ρ=0.674kg/m3 VS=1000m3/h μ=3.6×10-5Pa·S
标准式
1、
2,<3 3-5 5-10 10-20 20-30 30-40 40-50 50-60 >60
3 11 17 27 12 9.5 7.5 6.4 6.6
ηi(=di/dC)2 3.5% 24.78% 87.12% 100% 100% 100% 100% 100% 100%
3、由ηO中各ηi核算，若ηO = 90%，
3~5段颗粒ηi约为40%，0.4=(di/dC)2→dc约6.32(m
若Δp不变，即ui不变：
取D=0.24m，B=0.06m，h=0.12m
当
取N=3
<3 3～5 >5
5.34% 38.0% 100% →η=90.34%
∴ D=0.24m，N=3
4、
假设取
求出 D=0.3316，取D=0.34m,B=0.085m
可以满足需要。
第三节 过滤
Key Words,Filtration,Filter medium,Filter cake,Constant-pressure filtration,Constant-rate filtration
一、基本概念
利用多孔介质截留悬浮液中的固体颗粒，液体从孔隙中流过实现固液分离。
△目的：
固液分离――要滤液；要滤并过程：
深层过滤――孔径 ＞颗粒，
体积分率＜0.1％
表面过滤――架桥、过滤、洗涤、
去湿、卸料
△介质 织物（滤布，金属网）
粒状 砂粒，藻土
多孔固体介质（高分子膜，陶瓷）
△助滤剂：对于压缩滤并：保证一定疏松状态 △予涂 △加入
不可压缩 .
二、过滤基本方程
过程特点,有一定的推动力△p
存在过滤阻力（介质，滤并）
过滤，洗涤，去湿，卸料四步骤
基本物理量：△p,过滤面积A；过滤时间；滤液体积V；
过滤速度，（若：单位面积滤液量）
假设,.
滞流，满足Kozeny 方程
忽略滤并高度
①先忽略介质阻力，按Kozeny公式
设比阻(体系)
R：阻力项
假设：单位体积滤液形成滤并为 ( m3 (：m3滤并/m3滤液
若考虑过滤介质阻力：当量高度Le,相当于Ve 滤液量产生
或
若考虑滤并可以压缩,r0,压差为1N/m2，S：压缩指数0~1
,
：过滤介质（用滤液体系表示）； (,体系（浓度函数）
r,体系（ε，a）； (,滤液； S,体系三、过滤过程的计算：
1、恒压过滤：（恒定高位槽供料）
令 (过滤体系物性)
令（与操作条件有关）
假定对应
可以写作：
讨论：
①当滤并阻力》过滤介质阻力 ,
②当（砂滤）
等速过滤
2、恒速过滤：（正位移泵供料）
，，K：随θ变化（∵Δp随θ变化）
3、恒速后恒压
若(1 时，(p达到定值
，
其中满足：,K为达(p时的值四、过滤常数的测定：
1、K，qe，θe：由
恒定
或
2、S,改变
五、过滤设备：
1、板框压滤机
滤板
滤框 交替排列
2、加压叶滤机 滤叶外加滤布，外 ( 内
3、转筒真空过滤机六、间歇过滤机的生产能力：
1、操作周期与生产能力：
过滤
周期 洗涤 Σθ=θF+θW+θD
卸料，安装 生产能力 Q=V/Σθ
2、洗涤速率：
①洗涤压力＝过滤压力
②洗水μ滤液μ
洗涤速率与恒压过滤的最终过滤速率有关
置换法 横穿洗发(2倍厚，面积1/2)
3、最佳操作周期：
若终了时滤液量为
若洗涤量
取 解出
若忽略介质阻力
可推出：θD=θF+θW 板框不满为条件七、连续式过滤机生产能力直径D，长度L，转速n(1/S)，
浸没率φ=β/2π=浸入角度/360
若旋转一周时间1/n(S)，
过滤时间（全面积）θ=φ/n，
旋转一周的滤液量V
每小时滤液量 ，若（介质阻力不计）
若
D4-2
①，，
②，
③
④
⑤ 固体分率（滤并固含率60％）
⑥
☆相同基准：相同时间 ，
一个周期内（一圈）
讨论题
D4－4
一、原生产能力：
A＝0.8×0.8×10×2＝12.8m2
充满滤框 V并＝0.8×0.8×10×0.1=0.64m3
θ1=1h V1=26.24m3 θ2=2h V2=37.75m3 (充满滤框，V浆＝38.39m3）
可以解出：
，
清水密度 ρ水,（固相衡算）
二、改造方案生产能力：
1、求V稀，V稠
基准：充满滤框的V浆＝38.39m3（固相基准）
2、求θ稀
☆以介质阻力为主要的等速过滤
（可以采用不同体系表示）
3、求θ稠 利用 计算
①求K’：
②求
③求θ稠
4、求Q′
比较,
第四节 非均相体系分离的强化从过程特点出发，强化过程
1、改变介质－膜分离
2、改变dV/dQ的变化，错流过滤(Cross-flow Filtration)
3、改变间隙过程(Dual-Functional Filter)
4、外场影响HGMS
高梯度磁性分离(High Gradient Magnetic Separation)
介电泳(Dielectrophoresis)
泡沫分离（表面活性剂作用）
