颗粒的沉降和流态化.docx

5颗粒的沉降和流态化5.1概述流固物系的相对运动一一在由固体颗粒和流体组成的两相物系中，流体为连续相，固体为分散相。不论流体静止或运动，只要固体颗粒的密度大于流体密度，在重力场中，颗粒将在重力方向上与流体作相对运动;在离心力场中,将在离心力方向上与流体作相对运动。化工生产中与流固物系的相对运动有关的操作：1.两相物系的沉降分离。依靠重力的称为重力沉降；依靠离心力的称为离心沉降。2.固体颗粒的流态化。利用流化床对流体或颗粒进行物理或化学加工；颗粒的流动输送。流固物系的相对运动规律与自由落体运动规律的根本区别：前者的着眼点是小颗粒或液固物系，此时流固间的阻力不可忽略；后者的着眼点是大颗粒，此时可忽略流固间的阻力。5.2颗粒的沉降运动5.2.1流体对固体颗粒的作用力流体与固体颗粒之间的相对运动可以有各种情况：(1)颗粒静止，流体对其绕流；(2)流体静止，颗粒作沉降运动；(3)两者都运动，但保持一定的相对速度。仅从流体对颗粒的作用力讲，只要两者相对速度一样，上述三种运动无本质区别。流体对颗粒的阻力曳力流体对颗粒做绕流时，在流动方向上对颗粒施加一个阻力，也称曳力。曳力与流体密度、粘度、流速有关，且受颗粒大小、形状与方向影响。对光滑球形颗粒，曳力Fd为：FEgApP/)/2(5-1)AP颗粒在运动方向的投影面积。圆球Ap=(nd)/4无因次曳力系数g=(Rep)曳力系数与雷诺系数ReP关系由实验测定：层流区：ReI)<2斯托克斯(stakes)定律区=24/%过渡区：2Rep<500阿伦(Allen)区-g5/(R0-6)湍流区：500<Rtp<2X10牛顿(NeWton)区&20.44对具有不同球形度的非球形颗粒，式中AP应取颗粒最大投面积；，取体积当量直径。uoooogoog40201064(x64 2 160一s_&，&、，'1jIea!一=I:= = 1 l2164210Ooooi一s-8mh ilsi*l*l i91lil s"MW"6wiisillllis.llr !s">la-sms9l- =B=B=BiB ealllllBll I t lalvlailw 0«11 IlwIeovftvpl .iftBvt<ftBVIB ssBS*!sisslls:llsi;>lM!:;all翻Ill=_1一Tooo o电力系数:与修粒雷诺数的关系图中曲线；l-三Ji2-0.806»3-0.64-O.22O5=0.1255.2.2静止流体中颗粒的自由沉降在计算和分析颗粒的沉降过程时分为两种情况考虑，即自由沉降和干扰沉降，干扰沉降速度一般小于自由沉降速度在静止流体中，颗粒在重力(或离心力)作用下，将沿重力方向(或离心力方向)作决降运动。在重力场中，称为重力沉降，在离心力场中，称为离心沉降。(1)颗粒自由沉降所受力：场力F重力场：R=Hlg=VpP(52)>grK离心力场：Fc=VpPpr23)对球粒，其体积：Vp=d3p/6-4)式中：m一颗粒质量kgPp一颗粒密度kg/m3；r一颗粒作圆周运动的旋转半径；3颗粒的旋转角速度浮力Fb：颗粒在流体中所受浮力，其大小等于它所排开等体积流体所受的场力。重力场：(Fb=VPg离心力场：Ft=VP式中：P一流体密度kgm'i曳力Fd重力场：y%3"(5-7)离心力场：%=ArfM(5-8)式中：U一颗粒相对于流体的运动速度。AP一颗粒投影面积。A9=-d颗粒4(2)颗粒的沉降运动沉降的加速度由牛顿二定律(对重力场)Fs-Fb-Fo=mdudt(5-9)duP9P32对球形颗粒，在重力场中tA)4(5-10)沉降的等速段随颗粒下降运动不断增加，上式第二项(曳力项)逐渐增至某一值时，曳力等于颗粒的du净重，do此时颗粒将以恒速继续沉降。对小颗粒加速段很短，可忽略。颗粒的沉降速度对球形颗粒，当加速度为零时，此时颗粒将以不变的沉降速度“继续下降。UtPf-P3s"?p，P9AdyPyMO(5-11)_4(0,")g%=V荻(5-12)d.pu,=由上式得出一重要结论：因为H,对一定流一固物系，p,Pp均为定值。所以沉降速度“仅与粒径dp有关。即：无论流体是否运动、流向如何,Ut在研究颗粒对流体间的相对运动时，颗粒与流体的综合特性可用Ux表示。球形颗粒在不同流动区域的沉降速度流动分区ReP的范围，阻力系数匕沉降速度，流动特征,层流区（SS如S区）<2e-21一Rq_d；(PJt")g一18粘性阻力（表面阻力）为主，不发生边界层分离。过渡区（Alien区）2500上18.5XAP随ReP增加颗粒后部发生边界层分离，形体阻力逐渐加大，并占主导地位.湍流区（Nekton区）5002×IO5=0.441CAfdy(Pjt-p)gVut=1.74-P边界层转变为湍流边界层，粘性阻力的影响可忽略，形体阻力为主。2X13J下降情况较复杂边界层分离区后移，屋该区凝b在ReP=（320）xl5间可取=0.l.（4）影响沉降速度的因素干扰沉降实际非均相物系是由大量颗粒组成。相邻颗粒的运动改变了原来单个颗粒周围的流场，颗粒沉降时，会受其他颗粒的影响，此种情况称为干扰沉降。a、干扰沉降速度较自由，沉降速度小，其原因为：悬容物系辘度、粘度均镂惭体上颗粒b、颗粒下沉时，流体被置换而向上运动，作用在颗粒上的阻力增加。颗粒体积浓度0.2%时，干扰沉降速度的影响不可忽略。此时沉降速度先按自由沉降计，然后按颗粒浓度进行校正。端效应容器的壁面和底面可增加颗粒运动的阻力，使实际沉降速度较自由沉降速度小。需准确计算时应考虑此影响。 分子运动当三流体分子平均自由程时，颗粒可穿过快速运动的流体分子之间，同时颗粒的沉降将受流体分子热运动的影响，此时流体已不能作为连续介质，前述各项计算的前提将不成立。 非球形颗粒非球形颗粒的曳力系数4大于同体积的球形颗粒。可用右图查出后，按前述沉降速度计算式求。产（PP-QgV-p其中(5-13)Rel=W(5-14)(5)分级沉降利用沉降速度的差异，将不同直径和密度的颗粒进行分离。常用于液固系统。分级沉降的方法：在某一速度的上升液流(通常是水)中，将沉降速度较小的颗粒漂起分出(此时颗粒的沉降速度U液流上升速度U).将悬浮液送入面积很大的沉降分离室，沉降速度大的颗粒落在室的前部，沉降速度小的颗粒在室的后部沉积，从而达到分离.5.3沉降分离设备5.3.1重力沉降设备(1)降尘室利用重力沉降原理进行气固分离的设备。用途：分离粗颗粒“尸5zw);作为气固系统的预分离设备，以减轻后续设备的磨损。基本结构：偏平状的长方体，容积较大，进出口为锥形，使含尘气体进入降尘室后流动截面积增大，流速降低。底部设有若干灰斗，定期清除尘粒。工作原理：含尘气体水平流过降尘室，颗粒具有与气体相同的速度，同时颗粒在重力 作用下，以速度,垂直向下运动，当颗粒在降尘室中的停留时间其从顶部降至底部的时间,该颗粒将可能被全部分离。 降尘室计算基本关系式： 含尘气体停留时间LBH AH r =Qv Qv颗粒最大沉降时间：H L =Ut5 -16)T >颗粒能被除去的必要条件：r AH H " = Qv Ut( 5 -17)降尘室的处理能力：(5 -15)18)重要结论：以上表明，对一定物系，降尘室的处理能力只取决于降尘室的底面积A,与高度H无关，因此，实际生产中常采用多层降尘器。降尘室的计算：设计型计算：已知生产任务，即处理量有关物性、P、，和要求全部被除去的最小颗粒直径4un,计算所需降尘室底面积。方法：联立求解-19)(可先设在层流区)操作型计算：已知降尘室，即底面积A,有关物性、P、Ppa、由要求全部被除去的最小颗粒的直径，核算降尘室的处理能力；b、由给定的气体处理量，计算所能全部分离出的最小颗粒的直径。方法：联立求解(5-20)(3)间歇沉降间歇沉降常用于实验室进行悬浮液沉降性能的测定，以提供连续沉降槽的设计数据。间歇沉降过程随时间变化的情况如下图。A-清液区B-等浓区C-变浓区D-沉聚区5. 3.2离心沉降设备当需分离的流固物系密度很小，颗粒粒度较细小时，可以采用，以加快离心沉降沉降过程。离心沉降速度在离心力场中，颗粒的沉降速度只需将重力沉降速度中的重力加速度g以离心加速度r2替代即可(忽略重力)，速度方向为圆周运动的径向向外。%;JQpSp一0)京%=fdpSp-P)四r32J3pr(5-21)p(pp-p)U2ur=；×层流时：18以r(5-22)式中：U流体与颗粒的切向速度，u=r0一一球形颗粒自由沉降时的阻力系数，在不同流动区域内其值与重力沉降时相同。离心分离因数同一颗粒所受离心力与重力之比。其数值大小反映离心分离设备性能好坏。(5-23)在层流区：a=幺Ut(5-24)(1)旋风分离器利用离心沉降原理，从气体中分离颗粒的设备。基本结构标准型旋风分离器上部为圆筒形主体，其顶端有一矩形进气管与之相切，下部为圆锥形，其底部接密封的排灰斗，上部中央为排气管，供净化后气体排出。旋风分离器无运动部件，操作不受温度、压强限制，其离心分离因数约为52500。旋风分离器操作原理气体以10"25ms的速度由矩形进口管切向进入圆筒，利用器壁反作用强制气流发生旋转并向下运动(外旋流)，到底部后因灰斗密封，旋转气流折返向上进入排气管(内旋流或气芯)，固体颗粒在旋转运动中被离心力抛至器壁，并汇集于锥形底部的回斗中，定期排出。旋风分离器的性能指标：旋风分离器的性能指标主要有两个：分离效率和气体压降(阻力损失)。分离效率：有两种表示方法，即总效率和粒级效率总效率C进一0出7o="-C迸（5-25）式中Cf1一一旋风分离器进出口气体中颗粒质量浓度kgm3;粒级率(5-26)式中CJ迸、G出一一旋风分离器进出气体中粒径为dpi的颗粒质量浓度kg/m3；总效率与粒级效率关系(5 -27)0=Z内式中进口气中粒径为d,1颗粒的质量分率。分割直径dpc经旋风分离器后能被除去50%的颗粒直径，高效旋风分离器后的dpc可达310um0总效率不能准确反映旋风分离器的分离性能,而粒级效率能准确表示旋风分离器的分离性能。两者均由实验测定（见参考）。旋风分离器的压降含尘气体通过旋风分离器的阻力损失可通过其进出口的压降来表示，它是进出口气体全压的差值。(5-28)式中：AP压降，Pa；w气体在进口管中的流速，mis；P一一气体密度；4阻力系数，J对给定旋风分离器，是常数。旋风分离器压降的大小不仅影响经常的动力消耗，也往往为工艺条件所限，因此气体通过旋风分离器的压降应可能小，一般在5002000Pa间。通常情况下，使分离效率增加的因素，大多使压力降增加。旋风分离器内气体流动情况对分离性能的影响（实验结果）a、气体在分离器内形成两个主旋涡，即由进口旋转向下的外旋涡和由锥底螺旋向上至排气管的内旋涡，两旋涡旋转方向相同。b、主旋涡中气流速度均可分解为三个变量。C1对外旋涡：切向r(5-29),径向方向指向轴心，轴向方向向下；对内旋涡：切向"&=02,(5-30),径向方向指向器壁,轴向方向向下；式中：C,C2为常数,r为旋转半径。c、外旋涡造成的离心力将颗粒抛向器壁，内旋涡由于有较大的旋转角度，可将小颗粒抛出。结论：减小分离器直径、采用较大进口气速，增加分离器高度，均可提高分离效率,但压降增加。旋风分离器分类(按结构)旋风分离器分类(按结构)分类型号特点示意图普通型CET结构简单,制造容易,阻力小，CEA但分离效率较低。CEBA型带螺旋型导向顶盖。CEDB型内部设粉尘旁路通道°B WD型主要用作内置式分离器。B型旋风除尘器旁路式XLP/A结构特征：带有半螺旋或螺XLPzB旋型的旁路分离室，将部分I含尘气体以二次风形式由上部旁路引出，再在下部适当,HXlz I也中位置导入。其分离效率高，J4-/ CKl4阻力较低。X1.P/H5!俯外为U的旋网an旋风分离器分类(按结构)扩散式结构特征：下部采用倒圆锥 和圆锥形分割屏（反射屏）。以防从底部返回气流将粉尘 重新卷起。分离效率高阻力 较小。X £一,i、圆筒式（龙卷风或旋流式）结构特性：含尘气体由下部 进入（一次风速度为1015ms;另一部分（50 70%） 的含尘气由上部经若干喷嘴 切向进入（二次风），速度为 50100ms,分离效率很高， 可回收极细颗粒（3UnI以下） 但阻力大。l 1嗔4&龙ExttI-二次JQMr -ttA< 4-R9HM S-士二次风k4 <-5>MK旋风分离器的选型设计选型时，应先根据原料性质（含尘量c、"P分布、颗粒形状）、操作条件（T、P）和生产要求分离效率和允许压降），结合经济因素（基建和操作费用、使用寿命、占地）等，由实际生产经验或实验结果选择适宜型式和规格。首先必须满足工艺要求。如：回收贵重金属细粉时必是首要的；风机全压较紧张时，Ap低是主要的；而内置式旋分必须考虑其尺寸。2.旋液分离器和离心机处理液固物系时，可采用旋液分离器和离心机。旋液分离器（水力旋流器），其结构及操作原理与旋风分离器相近。区别在于：直径较小，圆锥部分加长，（锥角减小），以增加离心力。进口常用圆管，在旋流中心常有一个处于负压的气柱（它有利于提高效率）。分离器顶部分出稀悬浮液，底部排出稠浆，常用作悬浮液的预分离。5.4固体流态化技术5.4.1概述大量固体颗粒与流体接触，从而使颗粒具有流体的某些表观性质，这种流固接触状态叫流态化。借助这种状态已完成某种过程的技术，称之为流态化技术。流态化技术广泛应用于化学工业中以进行流体与固体的物理，化学加工，乃至颗粒的输送。流体通过颗粒状固体的床层（固体分布均匀），随着流体流速的不同，床层会出现三种不同的状态：(1)固定床阶段若流体通过床层的表观速度较低，颗粒空隙中流体的实际流速小于颗粒的沉降速度，则颗粒将基本维持不动，此时颗粒层称为固定床。此时理论上的最大表观速度为(5-31)为颗粒沉降速度；E为固定床的空隙率。固定床动态演示(2)流化床阶段如果流体通过床层的表观速度大于或等于固定床阶段的最大表观速度，固体颗粒之间将表现明显的相对运动，颗粒层将膨胀起来，又因为流体的实际流速与表观速度的关系为二/£故床层膨胀到一定的程度当颗粒的实际流速等于颗粒的沉降速度时，床层将不再膨胀，颗粒将悬浮在流体中，这种床层称为流化床。(3)颗粒输送阶段如果颗粒的表观速度超过颗粒的沉降速度，则颗粒将获得上升速度。此时颗粒将被带出器外，这便是颗粒输送阶段。5.4.2实际的流化现象上面讨论的是均匀颗粒的理想流化状态，实际的流化现象总与理想状态有所不同。实际总存在两种截然不同的流化状态.(1)敌式流化此种流化现象多发生于液一固系统.当表观流速达到某一临界值，颗粒开始流化，颗粒流速继续增大，进入流化床阶段。此时颗粒均布在流体之中作随机运动，床内固体颗粒充分混合。散式流化床比较接近理想流化床。(2)聚式流化此种流化现象一般发生于气一固系统。当表观流速超过起始流化速度开始流化时，床内出现空穴，气体优先穿过空穴，从床层顶部逸出，结果是空穴向上移动并在床的界面处破裂。空穴的移动与合并很像气泡的运动。其结果是床内存在两个相，分别称为气泡相和乳化相。这种流化，固体集中在乳化相，因而称为聚式流化。5.4.3流化床的主要特性(1)液体样特性总的来说，流化床很像沸腾的液体，具有液体的某些性质，故又把流化床成为沸腾床。(2)固体的混和流化床内的颗粒总是处于悬浮状态而不停地运动，颗粒可进行剧烈地混合。从而造成固体颗粒的宏观均匀混合。如果在流化床内进行反应，由于颗粒的剧烈混合，很容易使颗粒获得相同的性质，这便是流化床的优点。(3)气流的不均匀分布和气一固的不均匀接触聚式流化中，大量的气体取道空穴通过床层而与固体接触甚少。但乳化相中气体流速很低，与固体接触时间很长。这种不均匀接触对实际操作很不利，是流化床的缺点。流化床中可能出现的两种不正常现象有：腾涌床层中的空穴会在上升中合并增大，若床层直径较小，则空穴有可能达到与床层直径相同的程度，而将床层分节，部分床层会像活塞一样上下运动，此种现象称为腾涌。腾涌时颗粒的剧烈运动会造成较大的流体动力损失，甚至将流化床内的器件损坏。应当尽力避免此种现象。沟流在大直径床层中，很有可能发生颗粒堆积不匀和气体初始分布不良的现象，从而导致局部沟流。此时，大量气体取道局部地区，致使床层其余部分未被流化。这将导致气体与颗粒接触不好，从而使操作状况恶化。(4)恒定的压降对流化床层作受力分析，同时运用动量守恒定律，可得出流化床的压降4 = -(% -)g 为：APP(5-3 2 )A一空床截面积m一床层颗粒的总质量g，一一分别为颗粒与流体的密度故流化床的压降与单位截面床内固体的表观重量相等，而与气速无关。压降的恒定是流化床的重要优点，因此流化床可以采用很小的颗粒而不会增大压降损失。由此可以根据床层的压降来判断流化床操作性能的优劣.5. 4.4流化床的操作范围(1)起始流化速度Umf(临界流化速度)若床层的颗粒均匀，则流化床起始流化表观速度为UmL然而实际的流化床多由不均匀的颗粒组成，故上式不适用。不均匀的颗粒组成的床层可用下式求取起始流化速度：设床层高为L,床层的空隙率为£,则可得J=-9p-p)g=£(1一£)SP-p)g(5-33)APP因为小颗粒的固定床压降为：(5 -34)二150。二？2令此两式相等可得起始流化速度为中2%/*pp-p)gtz150(1-)对于工业经常遇见的颗粒(5-36)于是_d；(PP-Ag用一1650/2(5-37)(2)带出速度当床层的表观速度大于颗粒的沉降速度时，颗粒将被带出器外，所以流化床的带出速度即为单个颗粒的沉降速度Wo这个速度即为流化床的操作范围的上限。流化床的实际操作速度与起始流化速度之比叫流化数。粒径较小的流化床的流化数为91.6,对大颗粒，流化数为8.61。故小颗粒流化床可以在更宽的范围内操作。5.4.5流化质量人们用流化质量来作为度量流化床流体分布及流一固两相接触的状况。在流固相流化床内，流体在床层的分布及流固两相的接触总存在不均匀性，即非均匀性。这将导致流化质量的降低。众多的学者都对此作了分析并努力提高流化质量。(1)床层的不稳定性前面没有提到床层的不稳定性，实际操作的流化床具有内在不稳定性。如果床层某处出现空穴，则此处的阻力必然减小，气体会取道此空穴而通过，从而将更多的颗粒推开,这样空穴会更大。空穴变大会是流体阻力进一步减小，于是气体流量进一步增大，这样会形成恶性循环。这便是流化床层的不稳定性。这种不稳定性会导致流化质量不高，严重时会导致沟流和死床。(2)工业上常采用以下几种措施来抑制这一不利因素：增加分布板的阻力气体通过流化床的压降有分布板压降和床层压降两部分组成。流体通过分布板的压降与流速的平方成正比，所以较小的流速变化也会对分布板压降产生较大的影响。故分布板压降对气流分布的均匀性是一个有利因素。如果分布板的压降远大于床层压降，则由空穴造成的床层压降对气流的影响就很小。由此可知分布板阻力越大气体的分布也就越均匀。分布板的压降取决于分布板的开孔率。开孔率大，压降低但是分布板的流体稳定性差。开孔率低，压降较高但是流化稳定性好，然而动力消耗大。因此开孔率必须恰当，既能使流化稳定性好，又很经济。合理的采用内部构件流化床的内部构件有水平挡板和垂直构件两类。在流化床的不同高度上，设置若干块挡板或挡网可打破上升的空穴，使空穴直径变小从而使气液接触良好。采用小直径，宽分布的颗粒均匀而大的颗粒未必可获得好的流化质量，加入少量的细粉可使床层的流化更均匀.故宽分布细颗粒的流化床可在更大的气速范围内良好流化.采用细颗粒，高气速的流化床当气速超过大多数颗粒的沉降速度时，细小颗粒的床层内已不能形成稳定的床层。气体成流舌状高速穿过床层，以稀相状态带着部分颗粒离开设备。为了维持稳定操作必须加入与带出量相等的颗粒量。细颗粒、高气速的流化床不仅提供了气固间较多的接触界面，而且有利于增进两相接触的均匀性。但由于大量颗粒的带出和循环，对气固分离设备和细粉的流动和控制提出了新的要求。5.5气力输送5.5.1概述气力输送是利用气体在管道中的流动来输送粉粒状固体的方法。最常用的介质是空气，但在某些情况下也用惰性气体。气力输送有许多优点，故在化工生产上的应用越来越多。但是气力输送也有缺点，即耗费的动力较大，颗粒尺寸受一定限制，颗粒在输送过程易于破损，对器壁的损坏也大，对一些特殊的物料也不能输送，而必须采用机械输送。根据颗粒的密集程度不同，可将气力输送分为稀相输送和密相输送两大类。工业上常用颗粒的松密度来衡量颗粒的密集程度,松密度的定义为单位管道容积含有的颗粒质量，它与颗粒的真实密度C的关系是夕*二4(1-£)(5-38)另一个衡量气力输送装置的经济指标是固气比R,它的意义是单位质量气体所输送的固体量。R=MGM一单位管道面积加入的固体质量流量,kg(s*m)G一气体的质量流速,5.5.2气力输送装置(1)稀相输送稀相输送是借助高速气体将粉尘状物料分散，悬浮在气流中进行输送的。一般不适用于长距离(小于一百米)输送。(2)密相输送密相输送是用高压气体压送物料，气源压强可达0.7兆帕。一般在输送管口处设置压力罐存放待输送的物料。密相输送的特点是低风量和高固气比，物料在管内成流态化运动，由于高固气比，所以输送能力大，且气固分离设备简单，对设备的损坏少。目前已广泛用于各种化工生产的输送过程中。图5-32吸引式骨相鞋送1-吸臂，2一检送管，3一一次IW分点罂；4料佳，5二次靛风分离器I6一风机R5-34充气罐式密相输送1一压缩空气管，2压力罐；A放空阀：4输送管，5阀J6锥形气体分布板(3)粉粒捕捉在气力输送装置中，气体之中含有大量的粉粒，所以粉粒的捕捉很重要。工业上常用的捕捉装置有旋风分离器和袋式过滤器。袋式过滤器的效率特别高，能捕捉极细的粉粒。因此在实际的生产中往往与其它除尘设备串联作为最后一级除尘设备.5.5.3稀相输送的流动特性气力输送一般在管内进行，采用的气速和固一气比可在较大的范围内变动，因此气一固两相的流动特性也有较大的变动。此外颗粒又有较大的差异，因此问题较复杂。现在有关气力输送的计算仍处于经验阶段，下面简要介绍各种特性。(1)水平输送的沉积速度气体在水平管道内流动时，颗粒在垂直方向上同时受到几种力的作用，悬浮起来才能被输送。湍流旋涡之中向上的速度分量对颗粒的曳力；由于流体的环流或粒子本身转动造成的环流而引起的升力；气体流经倾斜的颗粒表面引起的垂直方向上的推力；流体通过颗粒的空隙时，使颗粒趋于分开的分散力。对每一个颗粒来说前三种力在上、下方向上是相等的，但对于堆积在管底的颗粒群来说，这四种力的合力是向上的。当气速足够高时合力与重力平衡粒子就会悬浮于气流中而被带走。如果是稀相输送，那么粒子分散运动，粒子在管道截面的分布也会接近均匀。(2)垂直输送的噎嚓速度若气流高速的垂直向上流动，使流动颗粒分散，从而均匀的悬浮于气流之中，那么此时作用与颗粒上的曳力与颗粒的重力相平衡,气一固间的相对移动速度即为颗粒的沉降速度。