化工原理非均相分离.docx
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化工原理非均相分离
第3章非均相物系的分离和固体流态化
3．1概述
本章介绍利用流体力学原理（颗粒与流体之间相对运动）实现非均相物系的分离流态化及固体颗粒的气力输送等工业过程。
1．混合物的分类
自然界的大多数物质是混合物。
若物系内部各处组成均匀且不存在相界面，则称为均相混合物或均相物系，溶液及混合气体都是均相混合物。
由具有不同物理性质（如密度差别）的分散物质和连续介质所组成的物系称为非均相混合物或非均相物系。
在非均相物系中，处于分散状态的物质，如分散于流体中的固体颗粒、液滴或气泡，称为分散物质或分散相；包围分散物质且处于连续状态的物质称为分散介质或连续相。
根据连续相的状态，非均相物系分为两种类型：
①气态非均相物系，如含尘气体、含雾气体等；
②液态非均相物系，如悬浮液、乳浊液及泡沫液等。
2．非均相混合物的分离方法
由于非均相物系中分散相和连续相具有不同的物理性质，故工业上一般都采用机械方法将两相进行分离。
要实现这种分离，必须使分散相与连续相之间发生相对运动。
根据两相运动方式的不同，机械分离可按下面两种操作方式进行。
①颗粒相对于流体（静止或运动）运动而实现悬浮物系分离的过程称为沉降分离。
实现沉降操作的作用力可以是重力，也可以是惯性离心力，因此，沉降过程有重力沉降与离心沉降之分。
②流体相对于固体颗粒床层运动而实现固液分离的过程称为过滤。
实现过滤操作的外力可以是重力、压强差或惯性离心力。
因此，过滤操作又可分为重力过滤、加压过滤、真空过滤和离心过滤。
气态非均相混合物的分离，工业上主要采用重力沉降和离心沉降方法。
在某些场合，根据颗粒的粒径和分离程度要求，也可采用惯性分离器、袋滤器、静电除尘器或湿法除尘设备
等，如表3—1所示。
┘
此外，还可采用其他措施．预先增大微细粒子的有效尺寸而后加以机械分离。
例如，使含尘或含雾气体与过饱和蒸汽接触，发生以粒子为核心的冷凝；又如，将气体引入超声场内，使细粒碰撞并凝聚。
这样，可使微细颗粒附聚成较大颗粒，然后在旋风分离器中除去。
对于液态非均相物系，根据工艺过程要求可采用不同的分离操作。
若要求悬浮液在一定程度上增浓，可采用重力增稠器或离心沉降设备；若要求固液较彻底地分离，则要通过过滤操作达到目的；乳浊液的分离可在离心分离机中进行。
3．非均相混合物分离的目的
（1）收集分散物质例如收取从气流干燥器或喷雾干燥器出来的气体以及从结晶器出来的晶浆中带有的固体颗粒，这些悬浮的颗粒作为产品必须回收；又如回收从催化反应器出来的气体中夹带的催化剂颗粒以循环使用。
（2）净化分散介质某些催化反应，原料气中夹带有杂质会影响触媒的效能，必须在气体进反应器之前清除催化反应原料气中的杂质，以保证触媒的活性。
（3）环境保护与安全生产为了保护人类生态环境，消除工业污染，要求对排放的废气、废液中的有害物质加以处理，使其达到规定的排放标准；很多含碳物质或金属细粉与空气混合会形成爆炸物，必须除去这些物质以消除爆炸的隐患。
机械分离操作涉及颗粒相对于流体以及流体相对于颗粒床层的流动。
同时，在许多单元操作和化学反应中经常采用的流态化技术同样涉及两相间的流动，它们都遵循流体力学的基本规律。
本章重点讨论沉降和过滤两种机械分离操作的原理、过程计算、典型设备的结构、特性和选型，同时简要介绍流态化技术的基本概念。
3．2颗粒及颗粒床层的特性
颗粒与流体之间的相对运动特性与颗粒本身的特性密切相关，因而首先介绍颗粒的有关性能。
3．2．1颗粒的特性
表述颗粒特性的主要参数为颗粒的形状、大小（体积）和表面积。
1．单一颗粒特性
1）球形颗粒
球形粒子通常用直径（粒径）表示其大小。
球形颗粒的各有关特性均可用单一的参数即直径d全面表示。
诸如：
式中d--颗粒直径，m；
V--球形颗粒的体积，m3；
S--球形颗粒的表面积，m2；
a—比表面积（单位体积颗粒具有的表面积），m2/m3。
2）非球形颗粒
工业上遇到的固体颗粒大多是非球形的。
非球形颗粒可用当量直径及形状系数来表示其特性。
（1）体积当量直径de当量直径是根据实际颗粒与球体某种等效性而确定的。
根据测量方法及在不同方面的等效性，当量直径有不同的表示方法。
工程上，体积当量直径应用比较多。
令实际颗粒的体积等于当量球形颗粒的体积，则体积当量直径定义为
式中de—体积当量直径，m；
VP—球形颗粒的实际体积，m3。
（2）形状系数形状系数又称球形度，它表征颗粒的形状与球形的差异程度。
可以写出：
式中Фs—颗粒的形状系数或球形度；
Sp—颗粒的表面积，m2；
S—与该颗粒体积相等的圆球的表面积，m2。
由于体积相同时球形颗粒的表面积最小，因此，任何非球形颗粒的形状系数皆小于1。
对于球形颗粒，Фs=1。
颗粒形状与球形差别愈大，Фs值愈低。
对于非球形颗粒，必须有两个参数才能确定其特征。
通常选用体积当量直径和形状系数来表征颗粒的体积、表面积和比表面积，即
2.颗粒群的特性
工业中遇到的颗粒大多是由大小不同的粒子组成的集合体，称为非均一性粒子或多分散性粒子；而将具有同一粒径的颗粒称为单一性粒子或单分散性粒子。
1）粒度分布
不同粒径范围内所含粒子的个数或质量，即粒径分布。
可采用多种方法测量多分散性粒子的粒度分布。
对于大于40μm的颗粒，通常采用一套标准筛进行测量。
这种方法称为筛分分析。
泰勒标准筛的目数与对应的孔径如表3—2所示。
当使用某一号筛子时，通过筛孔的颗粒量称为筛过量，截留于筛面上的颗粒量则称为筛余量。
称取各号筛面上的颗粒筛余量即得筛分分析的基本数据。
目前各种筛制正向国际标准组织ISO筛系统一。
2）颗粒的平均粒径
颗粒平均直径的计算方法很多，其中最常用的是平均比表面积直径。
设有一批大小不等的球形颗粒，其总质量为G，经筛分分析得到相邻两号筛之间的颗粒质量为Gi，筛分直径（两筛号筛孔的算术平均值）为di。
根据比表面积相等原则，颗粒群的平均比表面积直径可写为
式中da——平均比表面积直径，m;
di——筛分直径，m;
xi——di粒径段内颗粒的质量分数。
3.2.2颗粒床层的特性
1．床层空隙率ε
由颗粒群堆积成的床层疏密程度可用空隙率来表示，其定义如下：
影响空隙率ε值的因素非常复杂，诸如颗粒的大小、形状、粒度分布与充填方式等。
实验证明，单分散性球形颗粒作最松排列时的空隙率为0.48，作最紧密排列时为0.26；乱堆的非球形颗粒床层空隙率往往大于球形的，形状系数Фs值愈小，空隙率ε值超过球形ε的可能性愈大；多分散性颗粒所形成的床层空隙率则较小；若充填时设备受到振动，则空隙率必定小，采用湿法充填（即设备内先充以液体），则空隙率必大。
一般乱堆床层的空隙率大致在0.47～0.70之间。
2．床层的比表面积ab
单位床层体积具有的颗粒表面积称为床层的比表面积ab。
若忽略之间接触面积的影响，则
3．床层的自由截面积
床层截面上未被颗粒占据的、流体可以自由通过的面积即为床层的自由截面积。
工业上，小颗粒的床层用乱堆方法堆成，而非球形颗粒的定向是随机的，因而可认为床层是各向同性。
各向同性床层的一个重要特点是，床层横截面上可供流体通过的自由截面（即空隙截面）与床层截面之比在数值上等于空隙率ε。
实际上，壁面附近床层的空隙率总是大于床层内部的，较多的流体必趋向近壁处流过，使床层截面上流体分布不均匀，这种现象称为壁效应。
当床层直径D与颗粒直径d之比D/d较小时，壁效应的影响尤为严重。
3.2.3流体通过床层流动的压降
固定床层中颗粒间的空隙形成可供流体通过的细小、曲折、互相交联的复杂通道。
流体通过如此复杂通道的流动阻力很难进行理论推算。
本节采用数学模型法进行研究。
1．床层的简化模型
细小而密集的固体颗粒床层具有很大的比表面积，流体通过这样床层的流动多为滞流，流动阻力基本上为黏性摩擦阻力，从而使整个床层截面速度的分布均匀化。
为解决流体通过床层的压降计算问题，在保证单位床层体积表面积相等的前提下，将颗粒床层内实际流动过程加以简化，以便可以用数学方程式加以描述。
简化模型是将床层中不规则的通道假设成长度为L，当量直径为de的一组平行细管，并且规定：
1细管的全部流动空间等于颗粒床层的空隙容积；
②细管的内表面积等于颗粒床层的全部表面积。
在上述简化条件下，以1m3床层体积为基准，细管的当量直径可表示为床层空隙率ε及比表面积ab的函数，即
2．流体通过床层压降的数学描述
根据前述简化模型，流体通过一组平行细管流动的压降为
式3—12即为流体通过固定床压降的数学模型，式中的λ'为流体通过床层流道的摩擦系数，称为模型参数，其值由实验测定。
3．模型参数的实验测定
模型的有效性需通过实验检验，模型参数需实验测定。
3．3沉降分离
在外力场作用下，利用分散相和连续相之间的密度差，使之发生相对运动而实现非均相混合物分离的操作称为沉降分离。
显然，实现沉降分离的前提条件是分散相和连续相之间存在密度差，并且有外力场的作用。
根据外力场的不同，沉降分离分为重力沉降和离心沉降；根据沉降过程中颗粒是否受到其他颗粒或器壁的影响而分为自由沉降和干扰沉降。
沉降属于流体相对于颗粒的绕流问题。
液一固之间的相对运动有三种情况：
流体静止，颗粒相对于流体作沉降或浮升运动；固体颗粒静止，流体对固体作绕流；固体和流体都运动，但二者保持一定相对速度。
只要相对速度相同，上述三种情况并没本质区别。
本节从最简单的沉降过程——刚性球形颗粒的自由沉降入手，讨论沉降速度的计算，分析影响沉降速度的因素，介绍沉降设备的设计或操作原则
3．3.1重力沉降
在重力场中进行的沉降过程称为重力沉降。
1．沉降速度
1）球形颗粒的自由沉降
将表面光滑的刚性球形颗粒置于静止的流体介质中，如果颗粒的密度大于流体的密度，则颗粒将在流体中降落。
此时，颗粒受到三个力的作用，即重力、浮力和
阻力，如图3—1所示。
重力向下，浮力向上，阻力与颗粒运动的方向相反（即向上）。
对于一定的流体和颗粒，重力与浮力是恒定的，而阻力却随颗粒的降落速度而变。
颗粒开始沉降的瞬间，速度u为零，因此阻力Fd也为零，故加速度a具有最大值。
颗粒开始沉降后，阻力随运动速度u的增加而相应加大，直至u达到某一数值ut后，阻力、浮力与重力达到平衡，即合力为零。
质量m不可能为零，故只有加速度a为零。
此时，颗粒便开始作匀速沉降运动。
由上面分析可见，静止流体中颗粒的沉降过程可分为两个阶段，起初为加速段，后为等速段。
由于小颗粒具有相当大的比表面积，使得颗粒与流体间的接触面积很大，故阻力在很短时间内便与颗粒所受的净重力（重力减浮力）接近平衡。
因而，经历加速段的时间很短，在整个沉降过程中往往可以忽略。
等速阶段中颗粒相对于流体的运动速度ut称为沉降速度。
由于这个速度是加速阶段终了时颗粒相对于流体的速度，故又称为“终端速度”。
2．阻力系数ξ
用式3-20计算沉降速度时，首先需要确定阻力系数ξ值。
通过量纲分析可知，ξ是颗粒与流体相对运动时雷诺数Ret的函数，由实验测得的综合结果示于图3-2中。
3）影响沉降速度的因素
上面的讨沦，都是针对表面光滑、刚性球形颗粒在流体中作自由沉降的简单情况。
所谓自由沉降是指在沉降过程中，颗粒之间的距离足够大，任一颗粒的沉降不因其他颗粒的存在而受到干扰，以及可以忽略容器壁面的影响。
单个颗粒在空间中的沉降或气态非均相物系中颗粒的沉降都可视为自由沉降。
如果分散相的体积分率较高，颗粒间有显著的相互作用，容器壁面对颗粒沉降的影响不可忽略，则称为干扰沉降或受阻沉降。
液态非均相物系中，当分散相浓度较高时，往往发生干扰沉降。
下面讨论实际沉降操作中影响沉降速度的因素。
（1）流体的黏度在层流沉降区内，由流体黏性引起的表面摩擦力占主要地位。
在湍流区，流体黏性对沉降速度已无影响，由流体在颗粒后半部出现的边界层分离所引起的形体阻力占主要地位。
在过渡区，表面摩擦阻力和形体阻力二者都不可忽略。
在整个范围内，随雷诺数Ret的增大，表面摩擦阻力的作用逐渐减弱，而形体阻力的作用逐渐增长。
当雷诺数Ret超过2х105时，出现湍流边界层，此时反而不易发生边界层分离，故阻力系数ξ值突然下降，但在沉降操作中很少达到这个区域。
（2）颗粒的体积分数前述各种沉降速度关系式中，当颗粒的体积分数小于0.2%时，理论计算值的偏差在1%以内。
当颗粒体积分数较高时，由于颗粒间相互作用明显，便发生干扰沉降。
（3）器壁效应容器的壁面和底面均增加颗粒沉降时的曳力，使颗粒的实际沉降速度较
自由沉降速度低。
当容器尺寸远远大于颗粒尺寸时（例如在100倍以上），器壁效应可忽略，否则需加以考虑。
（4）颗粒形状的影响同一种固体物质，球形或近球形颗粒比同体积非球形颗粒的沉降要快一些，非球形颗粒的形状及其投影面积A均影响沉降速度。
需要指出，上述各区沉降速度关系式既可适用于颗粒密度ρs大于流体密度ρ的沉降操作，也可适用于颗粒密度ρs小于流体密度ρ的颗粒浮升运动。
4）沉降速度的计算
计算在给定介质中球形颗粒的沉降速度，可采用以下方法。
（1）试差法根据式3-24、式3-25及式3-26计算沉降速度ut时，需要预先知道沉降雷诺数Ret值才能选用相应的计算式。
但是，ut为待求，Ret值也就为未知。
所以，沉降速度ut的计算需要用试差法，即先假设沉降属于某一流型（譬如层流区），则可直接选用与该流型相应的沉降速度公式计算ut。
然后按ut检验Ret值是否在原设的流型范围内。
如果与原设一致，则求得的ut有效。
否则，按算出的Ret值另选流型，并改用相应的公式求ut，直到按求得ut算出的Ret值恰与所选用公式的Ret值范围相符为止。
（2）摩擦数群法该法是把图3-2加以转换，使两个坐标轴之一变成不包含ut的量纲为1的数群，进而便可求得ut。
2．重力沉降设备
1）降尘室
藉重力沉降从气流中分离出尘粒的设备称为降尘室。
（1）单层降尘室最常见的单层降尘室如图所示。
含尘气体进入降尘室后，因流道截面积扩大而速度减慢，只要颗粒能够在气体通过降尘室的时间内降至室底，便可从气流中分离出来。
颗粒在降尘室内的运动情况如图所示。
（2）多层降尘室理论上，降尘室的生产能力只与其沉降面积bl及颗粒的沉降速度ut有关，与降尘室高度H无关，故降尘室应设计成扁平形，或在室内均匀设置多层水平隔板，构成多层降尘室，如图所示。
隔板间距一般为40～100mm。
若降尘室设置n层水平隔板，则多层降尘室的生产能力变为
Vs≤（n+1）blut
降尘室结构简单，流动阻力小，但体积庞大，分离效率低，通常只适用于分离粒度大于50μm的粗颗粒，一般作为预除尘使用。
多层降尘室虽能分离较细的颗粒且节省地面，但清灰比较麻烦。
需要指出，沉降速度ut应根据需要完全分离下来的最小颗粒尺寸计算。
此外，气体在降尘室内的速度不应过高，一般应保证气体流动的雷诺数处于层流区，以免干扰颗粒的沉降或把已沉降下来的颗粒重新扬起。
2）沉降槽
沉降槽是用来提高悬浮液浓度并同时得到澄清液体的重力沉降设备。
沉降槽又称增浓器或澄清器。
沉降槽可间歇操作或连续操作。
间歇沉降槽通常为带有锥底的圆槽，其中的沉降情况与间歇沉降试验时玻璃筒内的情况相似。
需要处理的悬浮料浆在槽内静置足够时间以后，增浓的沉渣由槽底排出，清液则由槽上部排出管抽出。
连续沉降槽是底部略成锥状的大直径浅槽，料浆经中央进料口送到液面以下0.3—1.0m处，在尽可能减小扰动的条件下，迅速分散到整个横截面上，液体向上流动，清液经由槽顶端四周的溢流堰连续流出，称为溢流；固体颗粒下沉至底部，槽底有徐徐旋转的耙将沉渣缓慢地聚拢到底部中央的排渣口连续排出。
排出的稠浆称为底流。
连续沉降槽的自径，小者数米，大者可达数百米；高度为2.5—4m。
有时将数个沉降槽垂直叠放，共用一根中心竖轴带动各槽的转耙。
这种多层沉降槽可以节省地面，但操作控制较为复杂。
连续沉降槽适用于处理量大而浓度不高且颗粒不甚细微的悬浮料浆，常见的污水处理就是一例。
经过这种设备处理后的沉渣中还含有约50％的液体。
沉降槽有澄清液体和增浓悬浮液的双重功能。
为了获得澄清液体，沉降槽必须有足够大的槽截面积，以保证任何瞬间液体向上的速度小于颗粒的沉降速度。
为了把沉渣增浓到指定的稠度，要求颗粒在槽中有足够的停留时间。
所以沉降槽加料口以下的增浓段必须有足够的高度，以保证压紧沉渣所需要的时间。
在沉降槽的增浓段中大都发生颗粒的干扰沉降，所进行的过程称为沉聚过程。
为了使给定尺寸的沉降槽获得最大可能的生产能力，应尽可能提高沉降速度。
向悬浮液中添加少量电解质或表面活性剂，使细粒发生“凝聚”或“絮凝”；改变一些物理条件（如加热、冷冻或震动），使颗粒的粒度或相界面积发生变化，这些都有利于提高沉降速度。
沉降槽中装置搅拌耙的作用，除能把沉渣导向排出口外，还能减低非牛顿型悬浮物系的表观黏度，并能促使沉淀物的压紧，从而加速沉聚过程。
搅拌耙的转速应选择适当，通常小槽耙的转速为1r／min，大槽的在0.1r／min左右。
3）分级器
利用重力沉降可将悬浮液中不同粒度的颗粒进行粗略的分离，或将两种不同密度的颗粒进行分类，这样的过程统称为分级。
实现分级操作的设备称为分级器。
附图所示为一个双锥分级器，利用它可将密度不同或尺寸不同的粒子混合物分开。
混合粒子上部加入，水经可调锥与外壁的环形间隙向上流过。
沉降速度大于水在环隙处上升流速的颗粒进入底流，而沉降速度小于该流速的颗粒则被溢流带出。
3.3.2离心沉降
依靠惯性离心力的作用而实现的沉降过程称为离心沉降。
两相密度差较小、颗粒粒度较细的非均相物系，在重力场中的沉降效率很低甚至完全不能分离，若改用离心沉降则可大大地提高沉降速度，设备尺寸也可缩小很多。
通常，气固非均相物系的离心沉降是在旋风分离器中进行，液固悬浮物系一般可在旋液分离器或沉降离心机中进行。
1．惯性离心力作用下的沉降速度
当流体围绕某一中心轴作圆周运动时，便形成了惯性离心力场。
在与转轴距离为R、切向速度为uT的位置上，惯性离心力场强度为uT2（即离心加速度）。
显见，惯性离心力场强度不是常数，随位置及切向速度而变，其方向是沿旋转半径从中心指向外周。
重力场强度g（即重力加速度）基本上可视作常数，其方向指向地心。
当流体带着颗粒旋转时，如果颗粒的密度大于流体的密度，则惯性离心力将会使颗粒在径向上与流体发生相对运动而飞离中心。
与颗粒在重力场中受到三个作用力相似，惯性离心力场中颗粒在径向上也受到三个力的作用，即惯性离心力、向心力（与重力场中的浮力相当，其方向为沿半径指向旋转中心）和阻力（与颗粒径向运动方向相反，其方向为沿半径指向中心）。
如果球形颗粒的直径为d，密度为ρs，流体密度为ρ，颗粒与中心轴的距离为R，切向速度为uT，则上述三个力分别为
颗粒的离心沉降速度ur与重力沉降速度ut比较：
2．旋风分离器的操作原理
旋风分离器是利用惯性离心力的作用从气流中分离出尘粒的设备。
附图所示是具有代表性的结构类型，称为标准旋风分离器。
主体的上部为圆筒形，下部为圆锥形。
各部件的尺寸比例均标注于图中。
含尘气体由圆筒上部的进气管切向进入，受器壁的约束向下作螺旋运动。
在惯性离心力作用下，颗粒被抛向器壁而与气流分离，再沿壁面落至锥底的排灰口。
净化后的气体在中心轴附近由下而上作螺旋运动，最后由顶部排气管排出。
附图的侧视图上描绘了气体在器内的运动情况。
通常，把下行的螺旋形气流称为外旋流，上行的螺旋形气流称为内旋流（又称气芯）。
内、外旋流气体的旋转方向相同。
外旋流的上部是主要除尘区。
旋风分离器内的静压强在器壁附近最高，仅稍低于气体进口处的压强，往中心逐渐降低，在气芯处可降至气体出口压强以下。
旋风分离器内的低压气芯由排气管入口一直延伸到底部出灰口。
因此，如果出灰口或集尘室密封不良，便易漏入气体，把已收集在锥形底部
的粉尘重新卷起，严重降低分离效果。
旋风分离器的应用已有近百年的历史，因其结构简单，造价低廉，没有活动部件，可用多种材料制造，操作条件范围宽广，分离效率较高，所以至今仍是化工、采矿、冶金、机械、轻工等工业部门里最常用的一种除尘、分离设备。
旋风分离器一般用来除去气流中直径在5μm以上的尘粒。
对颗粒含量高于200g／m3的气体，由于颗粒聚结作用，它甚至能除去3μm以下的颗粒。
旋风分离器还可以从气流中分离出雾沫。
对于直径在200μm以上的粗大颗粒，最好先用重力沉降法除去，以减少颗粒对分离器器壁的磨损；对于直径在5μm以下的颗粒，
一般旋风分离器的捕集效率已不高，需用袋滤器或湿法捕集。
旋风分离器不适用于处理黏性粉尘、含湿量高的粉尘及腐蚀性粉尘。
此外，气量的波动对除尘效果及设备阻力影响较大。
3．旋风分离器的性能
评价旋风分离器性能的主要指标是尘粒从气流中的分离效果及气体经过旋风分离器的压强降。
1）临界粒径
研究旋风分离器分离性能时，常从分析其临界粒径入手。
所谓临界粒径，是理论上在旋风分离器中能被完全分离下来的最小颗粒直径。
临界粒径是判断分离效率高低的重要依据。
2）分离效率
旋风分离器的分离效率有两种表示法：
一是总效率，以η0表示；一是分
效率，又称粒级效率，以表示ηp。
总效率是指进入旋风分离器的全部颗粒中被分离下来的质量分数，即
3）压强降
气体经旋风分离器时，由于进气管和排气管及主体器壁所引起的摩擦阻力，流动时的局部阻力以及气体旋转运动所产生的动能损失等等，造成气体的压强降。
可以仿照第1章的方法，将压强降看做与进口气体动能成正比，即
式中的ξ为比例系数，亦即阻力系数。
对于同一结构形式及尺寸比例的旋风分离器，ξ为常数，不因尺寸大小而变。
影响旋风分离器性能的因素多而复杂，物系情况及操作条件是其中的重要方面。
一般说来，颗粒密度大、粒径大、进口气速高及粉尘浓度高等情况均有利于分离。
譬如，含尘浓度高则有利于颗粒的聚结，可以提高效率，而且颗粒浓度增大可以抑制气体涡流，从而使阻力下降，所以较高的含尘浓度对压强降与效率两个方面都是有利的。
但有些因素则对这两个方面有相互矛盾的影响，譬如进口气速稍高有利于分离，但过高则导致涡流加剧，反而不利于分离，徒然增大压强降。
因此，旋风分离器的进口气速保持在10—25m／s范围内为宜。
4．旋风分离器的结构形式与选用
旋风分离器的分离效率不仅受含尘气的物理性质、含尘浓度、粒度分布及操作的影响，还与设备的结构尺寸密切相关。
只有各部分结构尺寸恰当，才能获得较高的分离效率和较低的压强降。
近年来，在旋风分离器的结构设计中，主要对以下几个方面进行改进，以提高分离效率或降低气流阻力。
（1）采用细而长的器身减小器身直径可增大惯性离心力，增加器身长度可延长气体停留时间，所以，细而长的器身有利于颗粒的离心沉降，使分离效率提高。
（2）减小涡流的影响含尘气体自进气管进入旋风分离器后，有一小部分气体向顶盖流动，然后沿排气管外侧向下流动，当达到排气管下端时汇入上升的内旋气流中，这部分气流称为上涡流。
分散在这部分气流中的颗粒由短路而逸出器外，这是造成旋风分离器低效的主要原因之一。
采用带有旁路分离室或采用异形进气管的旋风分离器，可以改善上涡流的影响。
在标准旋风分离器内，内旋流旋转上升时，会将沉集在锥底的部分颗粒重新扬起，这是影响分离效率的另一重要原因。
为抑制这种不利因素，设计了扩散式旋风分离器。
此外，排气管和灰斗尺寸的合理
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