食品工程原理-冯骉-第四章混合单元操作

第一节搅拌一、混合的理论（一）混合均匀度的表示混合：将两种或两种以上不同物料互相混杂，以达到一定均匀度的操作。搅拌：使物料形成某种特定方式运动的操作。比较：前者着眼于所达到的均匀度，后者着眼于物料的运动方式和激烈程度。混合是搅拌的目的或效果，搅拌是达到混合目的的手段。某一物料可以被搅拌而不被混合。第四章混合单元操作分离尺度：可分散参量的未分散部分的大小。若为流体的混合，则表示流体团块大小的平均值。它衡量的是宏观混合效果。分离强度：相邻团块间浓度、温度等参量的差异，同时也表示团块中参量值与完全混合后的参量均值间的差异。它衡量的是微观混合效果。确定分离尺度和分离强度的方法——抽样统计法：规定一试样大小（检验尺度），要求试样浓度的平均偏差值应小于某规定的最大值（允许偏差）。若制品符合以下三个条件之一，即可认为是合格制品：1.分离尺度小于检验尺度，分离强度小于允许偏差；2.分离尺度大于检验尺度，分离强度充分小于允许偏差；3.分离强度大于允许偏差，分离尺度充分小于检验尺度。取n个大小符合检验尺度的试样，其浓度为ci。若平均浓度的真值wm为已知，则分离强度为：若wm为未已知，则求n个试样浓度的算术均值，分离强度为：[例4-1]某一混合器对990kg食盐和10kg碳酸镁进行混合。经一定时间后，取出10个试样进行分析，每个试样的质量为200g。分析结果，各试样含碳酸镁量（g）分别为：2.30，1.72，1.63，1.73，2.10，1.82，2.32，2.20，2.10，2.13试求以均方差和标准差表示的混合质量。[解]分别计算各试样的质量分数，结果为：0.0115，0.0086，0.00815，0.00865，0.00105，0.0091，0.0116，0.0110，0.0105，0.0107

wm=10/(990+10)=0.01从而均方差为：

标准差为：

（二）混合的机理对流混合：混合器运动部件与物料作相对运动而致，分离尺度减低但分离强度不减低。以条件(3)为合格标准。扩散混合：组分分子扩散所致，可使分离强度减低。以条件(2)为合格标准。剪力混合：对高粘度流体的混合，剪力将流体团块拉成丝，以致于难以分清，达到混合。流体剪力的混合作用混合速率

[例4-2]将维生素A混合于饲料中，要求达到每kg饲料含2mg维生素A，混合2min后，取出10个试样进行分析，其中的维生素A含量(mg/g)分别为2.3,1.72，1.63，1.73，2.10，1.82，2.32，2.20，2.10，2.13。再混合10min后，均方差降至0.03。假定随机混合最后的均方差可以忽略，问要达到0.01的均方差时混合时间需多长？积分得：[解]据题意，。故有：s2=s02e-kq

（1）求混合2min后的均方差：已知wm=2.00mg/g（2）求s02和k：将数据代入0.059=s02e-2k0.03=s02e-10k解得：s02=0.0699k=0.0848（3）计算s2=0.01时的混合时间：由0.01=s02e-0.0848q

得q=22.9min（一）搅拌系统二、搅拌器的流动特征1—搅拌槽2—搅拌叶轮3—加料管4—电机5—减速箱6—温度计套管7—挡板8—搅拌轴搅拌的作用（二）搅拌叶轮

轴向叶轮：径向叶轮：打旋现象消除打旋的措施1——安装挡板消除打旋的措施2——破坏循环回路的对称性（三）标准搅拌系统（1）搅拌槽为圆筒形，平底，或带圆角的平底。直径=D；（2）液体深度H=D；（3）叶轮直径d=D/3；（4）叶轮下部离槽底的高度等于H1=d=D/3（5）挡板数目为4，垂直安装在槽壁，并从底部起延伸到液面之上，宽Wb=D/10（6）叶轮的几何尺寸：平浆涡轮叶片6片，高W=D/15，宽l=D/12;螺旋桨式叶轮叶片3片，螺距p=D/3；平直桨式叶轮叶片4或6片，宽l=D/15；倾斜桨式叶轮叶片宽l仍为叶轮直径的1/5，倾斜度45°；早期定义的标准搅拌系统用的是涡轮式叶轮，且无挡板，现已推广至螺旋桨式、平桨式和倾斜桨式叶轮，而且一般带挡板。

（四）叶端速度与流动状态搅拌叶轮的作用相当于去掉外壳的离心泵叶轮。搅拌槽内液体的流动型态同样可用Re数衡量，但用叶端速度作为特性流速。叶端速度定义为叶轮或叶片边缘的运动线速度：

u0=pndRe数的定义式为：Re=nd2r/m

搅拌槽内液体的流动型态同样可分为层流和湍流。当Re数小于10时为层流，而当装有轴向流式叶轮的搅拌槽内Re数大于105，或装有径向流式叶轮的搅拌槽内Re数大于104时，其流动为湍流。（五）排液量与循环量搅拌操作时，液体在槽内作循环运动。叶轮排出液体的体积流量称为叶轮的排液量qvp，参与循环流动的所有液体的体积流量称为循环量qvc。由于叶轮排出液的夹带作用，循环量可能远大于排液量。叶轮排液量qvp的计算：qvp=Nqpnd3Nqp称为排液数，主要取决于叶轮和搅拌系统的几何尺寸、Re数和Fr数。对于几何形状相似，又无打旋现象的系统，Nqp随Re数变化的曲线是唯一的。在湍流下，Nqp为一常数。对螺旋桨式叶轮，Nqp值为0.5，对桨式叶轮或涡轮式叶轮，其值在0.785~0.85之间。搅拌槽体积与排液量之比称为排液时间：

qp=V/qvp

qp是同一液体前后两次通过叶轮所用的平均时间，即液体通过叶轮的频率的倒数。类似地，可以用以下公式计算循环量和循环时间：

qvc=Nqcnd3

qc=V/qvc

Nqc称为循环数，与排液数Nqp相似。在湍流情况下，对标准搅拌系统，无论何种叶轮，均有：

qvc/qvp=Nqc/Nqp=1.8三、搅拌系统的功率消耗搅拌功率与下列因素有关：d，n，r，m，g，D，H，挡板的数目、大小、位置和形状，以及搅拌槽的其他几何尺寸。对于几何形状相似的搅拌系统，要考虑的因素只剩下d、n、r、m、g，即有：

P=f(d，n，r，m，g)应用量纲分析法，得到特征数方程：

或写成：改写成：

若加挡板消除打旋，则a2=0用实验测得的大量数据绘成F—Re曲线，称为功率曲线。装涡轮叶轮的标准搅拌系统的功率曲线

不同螺旋浆的功率曲线不同涡轮的功率曲线1—螺旋桨，无挡板；2—螺旋桨，4块宽度为0.1D的挡板；3—螺旋桨，螺距等于2倍直径，无挡板；4—螺旋桨，螺距等于2倍直径，4块宽度为0.1D的挡板；5—6平叶片涡轮，无挡板；6—6平叶片涡轮，4块宽度为0.1D的挡板；7—6弯叶片涡轮，4块宽度为0.1D的挡板；8—扇形涡轮，8叶片，45°角，4块宽度为0.1D的挡板；9—平桨，2叶片，4块宽度为0.1D的挡板。在层流情形下，粘性力较大，重力影响可忽略。F——Re关系在双对数坐标中为一直线，其斜率为-1：

F=K1/Re在湍流情形下，F——Re关系为水平直线：

F=K2有挡板时的常数K2值与无挡板时的K2值不同。在过渡区，一直到Re=300以前，F只取决于Re数。在Re>300后开始出现打旋现象。如果消除了漩涡，则重力的影响可以忽略，F仍只与Re数有关。无挡板时，Fr数将发生影响：叶轮型式与K1、K2的关系叶轮型式K1

K2

螺旋浆螺距=d41.00.32

螺距=2d43.5

1.00

涡轮4个平片70.04.506个平片71.06.106个弯片70.04.80扇形70.01.65浆式双叶单平浆d/W=443.02.25636.51.60833.01.154叶双平浆d/W=649.02.756叶三平浆d/W=671.03.82Re>300时一些搅拌叶轮的b1和b2值叶轮型式b1b2涡轮式叶轮140螺旋桨式叶轮d/D=0.482.6180.372.3180.332.1180.31.7180.22018的影响径向叶轮

轴向叶轮叶片宽度w,叶片数nb和形状的影响六叶片盘式叶轮平浆和涡轮无水平圆盘的涡轮湍流层流几何尺寸对搅拌功率的影响涡轮叶片数的影响湍流层流倾斜叶片叶轮，叶片与旋转平面夹角q

螺旋浆式叶轮，螺距p

液层深度H的影响多级叶轮双螺旋浆叶轮的功率双涡轮叶轮的功率[例4-3]用三叶螺旋桨式搅拌系统将维生素浓缩液混入糖蜜中。叶轮直径0.9m，转速50r/min，槽直径1.8m。已知糖蜜的粘度为6.6Pa.s，密度为1520kg/m3，槽内液层深度2.25m。试估算所需的功率。解d=0.9mn=50r/min=5/6s-1

r=1520kg/m3

m=6.6Pa.s

Re=d2nr/m=0.92×5×1520/(6×6.6)=155由图查得，Np=0.8

P=Nprn3d5=0.8×1520×53×0.95/63=416W对几何形状作校正：

f1=(d2D1/d1D2)-0.9=(0.9×3/1.8)-0.9=0.694

f2=(H2D1/H1D2)0.6=(2.25/1.8)0.6=1.14

P’=f1f2P=0.694×1.14×416=329W四、相似理论和搅拌系统的放大（一）搅拌系统放大的一般方法1.数学模型法；2.逐级放大法。搅拌系统的放大常用逐级放大法，放大过程：（1）对工艺过程作分析，明确操作目的，选择合适的叶轮。（2）确定用以表征操作目的的参数，确定放大准则。（3）进行小型试验，确定各参数对工艺过程的影响，并确定放大准则的具体数值。（4）根据放大准则进行设计计算，确定生产设备的主要几何尺寸。（5）考虑机械、经济和其他方面的限制，对放大结果作必要的修正。（二）相似理论

设三角形1、2、3相似，则对应的几何尺寸成比例：Al1Al2Al3ABl1Bl2Bl3BCl1Cl2Cl3CaAB、aAC称为相似常数。注意aAB≠aAC。即：当一对相似现象被另一对相似现象取代时，相似常数将改变。i12，i23，i’12，i”12称为相似定数。另一方面有：当一对相似现象被另一对相似现象取代时，相似定数不变。几何相似是物理现象相似的先决条件。几何相似的原理可以扩展到物理相似。在几何相似的物理系统中，若各对应点或对应部分上各物理量之比为常数，则称为物理相似。若u为两相似系统在各对应点上的任一物理量，则有：对相似现象有以下相似定理：单值条件：求解描述某物理现象的微分方程所需要的边界条件和初始条件，也就是规定过程进行的具体物理条件。若q表时间，则为时间相似，即对应各点或各部分沿几何相似的轨迹运动，通过几何相似路径所需的时间之比为一常数。第一定理：相似的现象，其单值条件的物理量间存在相似，相似特征数（即相似定数）的数值相同。第二定理：某一现象各物理量间的函数关系，可表示成相似特征数间的函数关系。第三定理：当现象的单值条件相似，而且由单值条件所组成的相似特征数相等时，则现象相似。c1c2u1w1u2w21212c1’c2’u1’w1’w2’u2’两个几何相似的叶轮，以w为相对速度，u为牵连速度，c为绝对速度瞬时速度u=dl/dq

u’=dl’/dq’由相似特征数的定义有：

u/u’=au

q/q’=aq

l/l’=al即：u=auu’l=all’dl=aldl’

q=aqq’dq=aqdq’所以：或：最后归结为特征数相等流动中的相似及其条件a.几何相似：l/d相等b.物性场相似：c.运动相似：d.动力相似：重力=mg∝l3gr

粘性力=mAdu/dy∝ulm

惯性力=mgDu∝l2u2r

压力差=-ADp∝-l2Dp

e.边界条件相似：e/d相等或：（三）搅拌叶轮的选择搅拌叶轮的选择依据是被搅拌物料的物性（黏度、密度等）、物料的体积和工艺要求等。其中物料的黏度是重要因素。一些常用叶轮适用的液体粘度范围叶轮粘度范围（cP）叶轮粘度范围（cP）平浆<104螺旋柱2×103~105涡轮<5×104螺旋带300~4×104螺旋浆<3000空气搅拌<1000锚式100~2000液体射流<1000栅式103~108

（四）湍流搅拌器内的流动分析和放大准则的确定湍流时空间任一点处的瞬时速度可表为时均速度与脉动速度之和。若三个坐标方向上的时均速度大小相等，则称流动为各向同性流动。湍流下搅拌槽内的流动可以分为两类：一类是流体主体流动引起的旋涡的流动，称为初级流动；另一类是流体分子或分子团在旋涡内的流动，称为次级流动。主体流动不仅导致旋涡的流动，还使流动的主体破碎为旋涡。在槽内存在着不同大小的旋涡，大旋涡只将一小部分能量转变为热量，大部分能量则传递给较小的旋涡。小旋涡将大部分能量通过粘性摩擦转变为热量，同时自己本身衰减乃至消失。初级流动产生的旋涡在稳定流动条件下与时间无关，而小旋涡的尺寸取决于单位质量流体消耗的能量和流体的运动粘度，与初级旋涡和叶轮均无关。也就是说流动是各向同性的，小旋涡的尺寸只取决于局部消耗的能量。因此，对于小旋涡的混合起重要作用的操作，单位质量的能耗P/V为一重要的特征参数，应该作为放大的依据。湍流下单位质量流体的功率消耗与流速的三次方成正比，而与Re数无关。而且，一般情况下只有在叶轮处被排开的流体的流速才正比于叶端速度pnd，其余位置的流体的流速则正比于nd2。在几何相似的系统中，对于那些以剪切为重要特征的操作，叶端速度是一重要参数，应该作为放大的依据。理论上，要求两系统满足几何相似、运动相似和动力相似，若伴随有传热，还要求满足热相似。实际上，要同时满足这些相似条件肯定是不可能的。常用的几种放大准则：（1）一般的低粘度和中等粘度液体的混合，P/V为常数；（2）要求液体压头与排液量之比较高的场合，u0

为常数；（3）过程结果主要取决于流体循环速度的场合，qp

为常数；（4）互溶液体的搅拌均质，n为常数；（5）蛇管或夹套与液体间的传热，Re数保持不变；（6）固—液系统中维持粒子的悬浮，循环速度为常数和P/V为常数，这样必然无法保持几何相似；（7）使固——液系统完全均匀，只要求维持循环速度为常数，这样完全可以而且应该保持几何相似。对于几何相似系统，此条件意味着保持叶端速度为常数；（8）不互溶液体的分散，理想的放大准则是同时保持P/V、pnd和qp不变，显然无法保持几何相似。（五）按功率数据的放大几何相似的系统可以使用同一条功率曲线。如果大、小两设备满足几何相似，在抑制打旋的条件下只要Re数相等，功率数便相等。如果两设备不满足几何相似，就不能使用同一条功率曲线。如果同时满足P/V、qp、pnd为常数的放大准则，就有：

P/V=常数qp=常数pnd=常数在湍流条件等价于：P/n3d5=常数这实际上相当于功率数相等的放大原则。（六）按工艺过程结果的放大为找出对稳定的工艺过程而言最重要的参数，最可靠的方法是用试验来确定放大准则，其步骤如下：（1）用若干体积不同但几何相似的搅拌系统作试验，测定设备的几何尺寸，分析过程的工艺参数，确定表征工艺结果的指标，同时测定各自的操作参数如n、P等；（2）计算上述的数群和参数如Re、Fr、u0、P/V等，将这些数群与设备的几何尺寸相关联；（3）观察特征数与工艺指标的关系，在达到所希望的工艺效果的前提下，若某一特征数或参数的值大体相等，那么它就应作为放大准则。[例4-4]某食品添加剂的生产。先用直径为0.2m的小型搅拌釜进行试验，小型搅拌釜的几何尺寸采用有挡板的标准搅拌系统。物料的密度为1050kg/m3，粘度为0.03Pa.s。在转速1510rpm时，获得良好的生产效果。然后再用直径分别为0.5m和1m的中试设备进行试验，达到与小型搅拌釜相同生产效果时的转速分别为610rpm和300rpm。今欲制造容积为15m3的大型设备，问其直径和转速应为多少？解：根据三套设备的参数，分别计算Re、Fr、pnd、Np、P/V等。从表中可以看出，叶端速度大体上为一常数，因此应当用叶端速度作为放大准则。取大型设备的叶端速度为5.25m/s，由此计算：搅拌釜直径D=(V/pH)1/2=(V/p)1/3=(15/0.785)1/3=2.67m叶轮直径d=D/3=2.67/3=0.89m搅拌转速n=u0/pd=5.25/(3.14×0.89)=1.8761/s=113r/minD/m0.20.51d/m0.0670.1670.333n/s-125.210.25Re3915998419444Np5.55.96P/W0.001030.0001714.57×10-5

V/m30.006280.09810.785

P/V0.1640.001745.82×10-5pnd/ms-15.275.325.23Fr4.301.760.850五、几种特殊情况下的搅拌与混合（一）非牛顿流体的搅拌Ostwald模型搅拌槽内的平均速度梯度近似地与转速成正比：常见c’=10~15。所以对宾汉姆流体实际处理方法：先在小设备上用非牛顿流体做试验。在n一定下测P，算出Np。然后用一高粘度流体在层流下测P，在Np相等条件下求出Re，反算出mapp，进一步求c’值。（二）高粘度流体的搅拌特点：主要靠剪切混合，剪切速率取决于固体表面间的相对运动速度及表面间距离。常用叶轮：锚栅式、螺旋轴、螺旋带、静力混合器等搅拌功率：锚式叶轮螺旋带典型尺寸Re<20时，若，则P=290Re-1若，则P=186Re-1

双螺旋带d/D=0.95,p/D=1时,P=300Re-1

d/D=0.9,p/D=0.75时，P=413Re-1（三）液—固系统的混合固体可溶于液体—搅拌目的在于促进溶解固体不溶于液体—可能出现两种情况a.达到充分混合，成为均匀的悬浮液b.维持悬浮状态，不分层但存在浓度差（1）生产目的要求达到均匀悬浮液表征操作的参数：最小转速nmin放大准则：P/V,uc或up如果搅拌叶轮下底面较接近槽底，那么放大时应使up和P/V为常数。反之应使uc和P/V为常数。两种情形下都不能维持几何相似。（2）生产只要求维持悬浮状态表征操作的参数：最小转速nmin放大准则：ucuc为常数等价于pnd为常数，可以且应当保持几何相似。（四）高粘度浆体和塑性固体的混合

混合锅

混合锅的工作原理（1）固定式（2）传动式螺旋捏和机捏和机辊磨混合机（1）刮刀（2）磨辊研魔混合机（1）刮刀（2）研魔轮机理：对流混合、扩散混合、剪力混合功率消耗：未达毛细区域前变化不大，在毛细区域急剧上升，达到前者的10倍左右。到达可塑界限的最大值后又急剧下降。到泥浆状态时变成只有几分之一。E.固体的混合常用设备：旋转筒式、螺带式、螺旋式影响因素：固体性质、设备特性、操作参数螺旋式混合器的功率消耗螺旋式混合器旋转筒式混合器（1）双锥混合器（2）双联混合筒螺带式混合槽的原理（五）搅拌槽中的传热方法：（1）安装蛇管（2）安装纵向盘管（3）加夹套（4）通过外换热器进行换热pc—螺距dc—蛇管螺旋直径dt—管外径Hc—螺旋高度（1）蛇管换热（3）纵向盘管换热

nb—挡板数目（2）夹套换热平底无挡板的标准系统第二节流态化和气力输送一、流态化现象（一）流体流过颗粒床层的三个阶段1．固定床阶段当流体速度较小时，固体颗粒静止不动，流体从颗粒间的缝隙中穿过，流体通过床层的压降Dp与空塔速度u在对数坐标纸上成线性关系，Dp约等于单位横截面积上床层的质量减去其浮力，固体颗粒位置略有调整，床层略有膨胀、变松，空隙率稍有增大，但固体颗粒仍保持紧密接触，见图中线段BC。2．流化床阶段固定床操作到C点后，床层开始发生改变，颗粒开始悬浮于流体中，成为流态化状态。床层高度和空隙率虽不断随流速的增大而增大，但经过床层的压降基本不随流体而变。C点相应的流速称为临界流化速度umf，相应的空隙率则称为临界空隙率emf。固定床流化床气力输送

3．气力（或水力）输送状态流化操作至D点后继续增大流速，则固体颗粒随同流体一起从流化管中带出，床层空隙率增大，压降减低，颗粒在流体中形成悬浮状态。与D点相对应的流速称为最大流化速度（或称颗粒的带出速度或悬浮速度）ut。（二）流化床的主要特征（1）流化床具有类似于液体的性质。

（2）固体颗粒处于悬浮状态，并作不停的剧烈运动。颗粒得到强烈的混合，传热和传质均非常迅速。（3）颗粒间和颗粒与器壁间产生强烈的碰撞和摩擦，颗粒可能因碰撞而破碎，器壁会磨损，流动阻力增加。（4）小颗粒比大颗粒更容易流态化。（5）在气——固流化床中，由于气泡的运动，气体与颗粒的接触时间是不均匀的。以气泡形式通过床层的气体，其接触时间较短，而乳化相中的气体与颗粒的接触时间较长。稀相区气泡乳化相固定床临界流化床散式流化床聚式流化床输送床（三）聚式和散式流态化理想情况下的Dp-u关系实际情况下的Dp-u关系（1）存在一个“驼峰”BCD，原因：初始时颗粒排列紧密（2）DE线右端向上倾斜，原因：颗粒间碰撞和颗粒与器壁摩擦引起的损失（3）有波动（气固系统），原因：气泡运动、破裂散式流态化聚式流态化散式流化判据（1）：判据（2）：散式流化聚式流化聚式流化两种流态化的判别：（四）沟流和腾涌1．沟流沟流的特征是流体通过床层形成短路，流体通过床层时分布不均匀，有大量流体没有与固体颗粒很好地接触就通过床层。在有沟流的床层中，压降始终低于Dp，其差值表示沟流的严重程度。造成沟流的原因主要是气体分布不均匀、气速过小、粒度过细、密度过大等，其中分布板的合理与否特别重要。

2．腾涌腾涌状态主要发生在气—固流化床中。如果床层高度与直径之比过大，气速过高时，就会产生气泡的相互聚合，形成大气泡。当气泡直径长大到与床径相等时，就将床层分成几段，成为一段气泡一段颗粒层的相互间隔，颗粒层被气泡向上推动，到达上部后气泡破裂引起部分颗粒分散下落，这就是腾涌现象。三、流化床的主要特性（一）流化床的压降当固体颗粒床操作的流速达到临界流化速度umf时，颗粒悬浮在流体中，与此相应的床层空隙率为emf。此时，重力、浮力和流体阻力互成平衡，即：Dp=Lmf(1-emf)(rp-rf)g在临界点之后，压降Dp保持近似定值：

Dp=Lmf(1-emf)(rs-rf)g=L(1-e)(rp-rf)g（二）临界流化速度流体以层流流经固定床时的压降公式由欧根方程给出：在颗粒很小（Rep<20）时右边第二项可以忽略不计：对工业上的常见情形，(1-emf)/jA2emf3≈11，因而有：当Rep>1000时，欧根方程的第一项可以忽略不计：更可靠的方法是做实验，测定临界流化速度。（三）最大流化速度和流化操作速度最大流化速度在数值上等于颗粒的沉降速度。如果颗粒为球形，且沉降是在层流区进行时，即当：

Rep=dputrf/mf<0.4时，可直接应用斯托克斯定律来计算ut。如果Rep>0.4，则可按下图所示的校正系数对ut进行修正。对于非球形颗粒还要乘以如下的校正系数C：

C=0.843lg(jA/0.065)ut/umf比值的大小可作为流化操作是否机动灵活的一项指标。对细颗粒，Rep<0.4：ut/umf=91.6对大颗粒，Rep>1000：ut/umf=8.72大颗粒的ut/umf比值较小，说明其操作灵活性较小颗粒为差。ut/umf之比值常在10：1和90：1之间。操作速度与临界流化速度之比称为流化数，即：

K=u/umf

[例4-5]具有某种粒度分布的面粉，其平均直径dp=200mm，密度rp=1400kg/m3。假设球形度jA=1，床层的临界空隙率emf=0.4。以空气为流化介质，其性质是mf=0.0178mPa.s，rf=1.204kg/m3。为避免粉粒的带出，求床层中允许的空气最小速度和最大速度。解：

Repmf=dpumfrf/mf=0.0002×0.0219×1.204/(0.0178×10-3)=0.296<20故umf不需作校正。ut=dp2g(rp-rf)/18m=0.00022×9.81×(1400-1.204)/(18×0.0178×10-3)=1.71m/sRept=dputrf/mf=0.0002×1.71×1.204/(0.0178×10-3)=23.1由图查得修正系数为0.55故得修正后的带出速度为：ut=1.71×0.55=0.941m/s三、流化床的结构和计算（一）流化床的结构形式单层流化床多层流化床1——壳体2——分布板3——溢流管4——加料口5——出料口6——气体进口7——气体出口（二）流化床的膨胀高度和分离高度

1．流化床的膨胀高度对于液—固系统，空隙率e与流化速度u的关联为：

u/ut=en式中n是Rep的函数，其关系为：当0.2<Rep<1时，n=(4.35+175dp/D)Rep-0.03当1<Rep<200时，n=(4.45+18dp/D)Rep-0.1当200<Rep<500时，n=4.45Rep-0.1当Rep>500时，n=2.39对于气——固系统，由于料层上界面剧烈地起伏波动，且随床层直径和流化速度而变，因此测定上界面的位置有困难，从一定尺寸的设备中得到的结果运用到其他尺寸的设备中时也发生差异。L/Lmf称为膨胀比，以R表示之，可按图查取R以作近似计算。床层直径和气速对膨胀比的影响2．流化床的分离高度在密相段的上部空间，气泡上升至床层表面破裂时将固体颗粒抛向空间，不同的粒子各有其带出速度。带出速度大于操作速度的粒子上升至一定高度后就会落回床层，而带出速度小于操作速度的粒子就会被气流带走。

夹带分离高度是指夹带接近于常数的气体出口处距床层料面的高度。对经济的设计来说，气体出口或旋风分离器入口没有必要比分离高度更高。由图可看出，对于给定的粒子和流化床，气速加倍时，TDH增加约70%。而对一定的气速，TDH则随床径的增大而增加。

流化床的分离高度（三）流化床的壳体及主体尺寸最常见的流化床壳体是一圆柱形容器，下部带有一锥底。在圆筒和锥底之间装有气体分布板。流化床的主体尺寸包括直径和总高度。直径根据通过床层的气体总量qv和流化床的操作速度u用体积流量公式计算。H=L+HT分布板1—扁平多孔板或丝网2—错叠多孔板3，4—弧形板5—喷嘴6—泡罩（四）固体颗粒回收系统一般多采用旋风分离器作为回收装置。若将旋风分离器置于流化床内部，则关键问题是内旋风分离器料腿的密封。常用的密封有如下几种型式：（1）料层密封将下料腿插入床层底部，而分布板与料腿出口相对应的部位上不开孔。（2）双锥堵头密封用两个空心的锥体做成堵头，一般上锥角为90°，下锥角为120°，用两根扁钢固定在下料腿末端。（3）翼阀密封翼阀主要由直径相等的直管和斜管组成。1—旋风分离器入口2—一级分离器3—二级分离器4—正常床层料面5—物料入口6—物料出口7—空气入口

（五）挡板和挡网床内加设挡板或挡网后，能够破坏气泡的生成和长大，改善气体在床内的停留时间分布和两相的接触，减轻气体的返混。挡板除了具有挡网的作用外，还能使气体沿叶片的导向方向作近似旋转运动，强化气、固两相的接触。在流化床内加设挡板和挡网后，还能使床层料面波动减小，使流化趋于稳定。挡板虽然有提高流化效果的作用，但它阻止了颗粒的纵向混合，使颗粒沿床层高度产生分级，并使床层纵向温度梯度增大。为此，可将挡板或挡网的直径做得比床径小些，使颗粒在环隙内构成纵向循环。多旋挡板单旋挡板（六）加料器和卸料器（1）离心式加料器（2）气动阀（3）滑动阀气力输送：气体速度大于带出速度，固体颗粒被气流带出。优点：1.避免物料飞扬、受潮、受污染；2.可同时进行粉碎、分级、加热、冷却或干燥等；3.可灵活安排管路，占地面积小；4.设备紧凑，易于连续，自动化操作。缺点：1.动力消耗大；2.颗粒尺寸受限制（小于30mm）；3.物料易破碎，管壁亦受磨损；4.不适用于粘附性呈高速运动亦产生静电的物体。四、气力输送（一）颗粒在垂直管中和水平管中的悬浮在垂直管内，颗粒的受力情况完全与沉降中一样。在水平内，气流运动方向与颗粒的重力方向相垂直，颗粒所以能克服重力而悬浮于流体中，主要是由于如下几种力作用的结果：（1）气体在垂直方向的分速度产生垂直向上的力；（2）气流沿管截面存在速度分布，管中心处速度最大，愈靠近管壁，速度愈低。由于气流的速度梯度，颗粒存在着旋转。根据玛格纽斯效应，逆气流方向的一侧方所受的压强高于顺气流一侧方的压强，管中下部的颗粒在此压强下被悬浮；（3）颗粒形状的不规则，气流推力在垂直方向上产生分力；（4）颗粒间的相互碰撞或颗粒与管壁间的碰撞，使颗粒跳跃，或受到反作用力在垂直方向上的分力的作用。（二）颗粒在水平管中的运动状态悬浮流底密流疏密流停滞流部分流柱塞流图中（1）为悬浮流，即输送气流速度大时，颗粒基本上接近均匀分布，在气流中呈悬浮状态被输送：（2）为底密流，即颗粒愈接近管底分布愈密，一面作不规则的旋转、碰撞，一面被输送；（3）为疏密流，即颗粒悬浮输送的极限状态，为疏密不均的流动，有部分颗粒在管底滑动，但尚无停滞现象；（4）为停滞流，即大部分颗粒失去悬浮能力，在管底局部聚集，使管子流动截面变窄，从而使气速增大，又把停滞的颗粒群吹走。颗粒就这样处于停滞、集积、吹走反复交替的不稳定的输送状态；（5）为部分流，即输送气流速度过小。颗粒堆积在的流动；（6）为柱塞流，即堆积料层充满整个输送管截面上，靠空气的压强推动输送。（1）按气流压强分类吸引式（压强低于常压）低真空式，真空度<10kPa高真空式，真空度10~50kPa低压，表压<50kPa高压，表压可高达700kPa压送式（压强高于常压）（2）按气流中固相浓度R（混合比）分稀相输送（R<25，一般0.1~25）密相输送（R>25）（三）气力输送的形式1—吸嘴2—输料管3—分离器4—降尘器5—风机吸引式气力输送装置1—空气入口2—鼓风机3—料斗4—输料管5—分离器6—除尘器7—旋转加料器压送式气力输送装置1—发送罐2—气动密封插板3—料斗4—气体分配器5—脉冲发生器和电磁阀6—输送管道7—受槽8—袋滤器1—吸嘴2—输料管3、5—分离器4—风机6—旋转加料器吸引压送混合式气力输送装置（四）气力输送的供料器（1）吸嘴单管形单筒形倾斜形喇叭形双筒（2）旋转式加料器结构简图供料量与圆周速度的关系hv与n的关系1—叶轮2—机壳A—粉料B—小麦类物料（3）螺旋式加料器1—加料室2—压缩空气管3—螺旋4—闸门5—喷嘴6—混合室7—输料管（4）喷射式加料器1—压缩空气进口2—料斗3—喷嘴（5）空气槽1—进料口2—空气进口3—多孔板（五）气力输送系统的计算1．输送气流速度输送颗粒物料所需气流速度要大于其悬浮速度的几倍，输送粉状物料则要大几十倍。速度过小则可能产生堵塞；如果速度过大，不但所需的功率增加，而且输料管、弯头的磨损也加剧，分离器和除尘器的尺寸也要增大，所以应选择适当的气流速度。

气流速度的经验系数输送物料情况气流速度松散物料在垂直管中ua≥（1.3~1.7）ut松散物料在倾斜管中ua≥（1.5~1.9）ut松散物料在水平管中ua≥（1.8~2.0）ut有一个弯头的上升管ua≥2.2ut有两个弯头的垂直或倾斜管ua≥（2.4~10）ut管路布置较复杂时ua≥（2.6~5.0）ut相对密度大、成团的粘结性物料ua≥（5.0~10.0）ut细粉状物料ua≥（50~100）ut

若干食品物料常用的输送气流速度ua物料名称ua/(m/s)物料名称ua/(m/s)物料名称ua/(m/s)小麦15~24大麦15~25大米24糙米15~25玉米25~30玉米淀粉10~17花生15砂糖25干细盐27~30稻谷16~25盐27~30大豆18~30薯干18~22棉籽23咖啡豆12绿豆芽24面粉10~17麦芽20

2．混合比单位时间内被输送物料的质量qms与输送空气的质量qma之比称为混合比：Rs=qms/qma

吸引式和压送式气力输送时气流速度的参考值输送方式ua/(m/s)吸引式低真空1~8

高真空8~20压送式低压1~10

高压10~40液态化压送40~80

常见物料气力输送时气流速度和混合比的参考值物料种类及名称气流速度ua/(m/s)混合比R细粒状物料25~353~5颗粒状物料（低真空吸引式）16~253~8颗粒状物料（高真空吸引式）20~3015~25粉状物料16~221~4纤维状物料15~180.1~0.63．输送空气量和输送管路直径输送所需的空气量qva：qva=qma/ra=qms/Rsra通常选用的空气量为理论空气量的110%~120%。4．空气压强压气机械最小限度的排气压强应为：

pmin=Dp=Dpai+Dpac+Dpm+Dpb+Dpw+Dpse+Dpex+Dpd物料加速引起的压强损失：Dpac=(C+Rs)raua2/2输料直管中的压强损失：

Dpm=aDpai=ala(L/d)raua2/2对水平管：a=(30/ua)1/2+0.2Rs对垂直管：a=250ua-3/2+0.15Rs纯空气的摩擦因数一般为0.02~0.04，也可按下式：

la=k(0.0125+0.0011/d)输料弯管中的压强损失Dpb：

Dpb=zsbRsraua2/2

系数zsb的值曲率半径/管径2467zsb150.50.50.38[例4-7]试近似计算某一压送式输送面粉设备的风机所需的功率。设备的生产能力为每小时输送面粉20t。面粉颗粒的平均粒径为0.18mm。已知从加料器到卸料器整个输送管线长度为30m（垂直管10m，水平管20m），中间有两只90º弯管。估计卸料器内，排气管内以及装置终点布袋过滤器的压强损失约为1.66kPa，同时估计从风机到加料器的压强损失约为1.17kPa。系统内空气的平均密度为1.25kg/m3。解：（1）选取混合比：Rs=10

qva=qms/Rsra=20000/(10×1.25×3600)=0.444m3/s（2）取输料管内平均空气速度ua=17m/s

d=(4qva/pua)1/2=[4×0.444/(3.14×17)]1/2=0.182m（3）计算输料管内直管压强损失

Dpm=ala(L/d)raua2/2水平段：aH=(30/ua)1/2+0.2Rs=3.33垂直段：av=250/ua1.5+0.15Rs=5.07la=k(0.0125+0.0011/d)=1.3×(0.0125+0.0011/0.18)=0.0242Dpm=(3.33×20+5.07×10)×0.0242×1.25×172/(2×0.18)=2850Pa（4）采用螺旋加料器，取C=1

Dpac=(C+Rs)raua2/2=(1+10)×1.25×172/2=1990Pa（5）取R/d=6，查得zsb=0.50

一只弯管：Dpb=zsbRsraua2/2=0.50×10×l.25×172/2=903Pa

两只弯管：Dpb=2×903=1806Pa（6）求风机的排出压强

p=Dpai+Dpac+Dpm+Dpb+Dpw+Dpse+Dpex+Dpd

=1170+1990+2850+1806+1660=9476Pa考虑到20%的富裕量p=9476×l.2=11371Pa（7）所求的风机功率取h=0.6

P=qvap/h=0.444×l1371/0.6=8414W=8.4kW

水平管输送Gs—固体粒子质量速度C—D：粒子保持悬浮态D—E：沉积层加厚，故阻力增大D点对应的气速称沉积速度结论：应采用略大于沉积速度的气速沉积速度的确定：（1）尺寸单一粒子：查图垂直管稀相输送若气速足够高（C点），则粒子能充分分散地流动。气速减小性能变化增大摩擦阻力减小CD段摩擦阻力的减小占优势，总的效果是Dp下降；DE段性能增大占优势，总的效果是Dp增高。E点：颗粒已不能悬浮，形成节涌，对应的速度称噎塞速度。uch是垂直管中进行稀相输送的最低气速噎塞发生的临界条件：（与dp无关）单一尺寸粒子：混合尺寸粒子：Gs,ch=rs(1-ech)ech=0.03rs+0.91ucs=uchuch=(1/3~1/5)ucs第四节均质和乳化一、概述胶体分散体系：分散相粒子的大小在0.1~0.001mm之间的体系分散相粒度对整个体系性质的影响：粘度、光学性质、风味、口感、酶系的作用效率等。均质（匀浆）：使悬浮液（或乳化液）体系中的分散物质微粒化、均匀化的处理过程。可使粒度降至显微或亚显微级水平，使粒度分布变窄。乳化：分散相是液体时，使分散相微粒化、均匀化的过程。二、乳化液的类型和稳定性（一）乳化液的构成类型食品乳化液的类型：水包油型与油包水型乳化液分散相液滴的直径：一般在0.1到10mm之间

（二）乳化液的流变与稳定性乳化液的稳定性通常以乳化液分散相的上升（或沉降、絮凝）和聚合的速度来衡量。影响乳化液稳定性的因素有：液滴粒度、粘度、分散相与连续相间密度差、界面张力、分散相液滴的带电状态等。分散相液滴聚结的原因是在两相的界面处存在着自由能，与单位体积乳化液内两相间的界面积成正比。两相界面存在的能总是力图通过收缩界面使两相间保持最小的接触面积，从而降低自由能。分散相液滴趋于取球形体是这种作用的表现形式之一，液滴自发并合成大滴是这种收缩界面效应的另一表现形式。因此，为了获得稳定的乳化液，要加入乳化剂。

（三）食品乳化剂食品乳化剂必须具备：无毒、无味、无色，可降低表面张力，可很快地吸附在界面上形成稳固的膜，不易发生化学变化，亲水基和憎水基之间有适当的平衡，可稳定乳化液，可产生大的电动势，在低浓度时也可有效地发挥作用，此外价格便宜。大分子食品乳化剂：又可以分为蛋白质、多糖取代物小分子食品乳化剂：脂肪酸的多醇衍生物，又可以分为离子型、非离子型和两性型。固体粉末：最典型的是芥末。某些食品乳化剂的HLB值三、均质机理（一）均质的机理分散相颗粒或液滴破碎的直接原因是受到剪切力和压力作用。在层流中，切向应力趋向于使粒子变形，并引起它的旋转。法向应力则产生粒子内部与外部的压差Dp1。这个压差的大小沿粒子表面变化，而在与主流方向成p/4弧度处达到最大的负值。当速度梯度不大时，液滴在此压差作用下要产生变形，但并不破裂，而靠界面张力保持在一起。另一方面，界面张力本身又产生一个界面两侧的压差Dps。对于未变形液滴，Dps=2s/R。对于变形的液滴，Dps=s(1/R1+1/R2)。当速度梯度相当大时，致使DpG>Dps，液滴便发生破裂。对于悬浮液，粒子在流体中同样会受到应力作用。当应力超过了使粒子保持完整性的限度时，就产生了粒子的变形和破碎。能引起剪切和压力作用的具体流体力学效应主要有湍流效应和空穴效应。高速流动的流体本身会对流体内的粒子或液滴产生强大的剪切力作用，这就是湍流效应。流体受高速旋转体作用或流体流动存在突然压降的场合会产生空穴小泡，这些小泡破裂时会在流体中释放出很强的冲击波。如果这种冲击波发生在粒子附近，就会造成粒子的破裂。超声波振动时会产生类似的空穴效应。（二）均质效应与影响因素均质效应通常用均质前后的某一物性或其他可量化的产品评价指标的变化来表示。粉碎比即均质前后的粒度（滴径）之比是最常用的均质效应指标之一。若以符号X表示均质效应，则：X=dp0/dp（1）设备的类型对于均质的效果有很大的影响。高压均质机通常被认为是均质效果最好的均质设备，但通常只适合于处理粘度较低的物料。粘度较高的物料可以用胶体磨或超声波均质器处理。（2）在一定的范围内，均质效应与物料的温度呈正相关。在多数场合，可以考虑提高进料的温度，以增强均质效果。

（3）各种均质设备都有调节均质效果的操作参数，必须根据合理地控制这些参数。实用上把剪应力t、初始时液滴平均直径dp0和表面张力s三者组合成一个韦勃（Weber）数Wet=tdp0/s，来归纳均质化现象。由于剪应力近似地正比于液体通过均质阀的压强降DpH，故韦勃数