《化工原理》公式總結(jié)

1、大家努力加油！第一章 流體流動(dòng)與輸送機(jī)械1. 流體靜力學(xué)基本方程：2. 雙液位U型壓差計(jì)的指示: )3. 伯努力方程：4. 實(shí)際流體機(jī)械能衡算方程：+5. 雷諾數(shù)：6. 范寧公式：7. 哈根-泊謖葉方程： 8. 局部阻力計(jì)算：流道突然擴(kuò)大：流產(chǎn)突然縮?。?. 混合液體密度的計(jì)算：液體混合物中個(gè)組分得密度， 10. Kg/m3,x-液體混合物中各組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù)。10 。表壓強(qiáng)=絕對(duì)壓強(qiáng)-大氣壓強(qiáng) 真空度=大氣壓強(qiáng)-絕對(duì)壓強(qiáng)11. 體積流量和質(zhì)量流量的關(guān)系：ws=vs m3/s kg/s 整個(gè)管橫截面上的平均流速： A-與流動(dòng)方向垂直管道的橫截面積，m2 流量與流速的關(guān)系： 質(zhì)量流量：G的單位為：

2、kg/(m2.s)12. 一般圓形管道內(nèi)徑：13. 管內(nèi)定態(tài)流動(dòng)的連續(xù)性方程：表示在定態(tài)流動(dòng)系統(tǒng)中，流體流經(jīng)各截面的質(zhì)量流量不變，而流速u隨管道截面積A及流體的密度而變化。對(duì)于不可壓縮流體的連續(xù)性方程：體積流量一定時(shí)流速與管徑的平方成反比：14.牛頓黏性定律表達(dá)式： 為液體的黏度1Pa.s=1000cP15平板上邊界層的厚度可用下式進(jìn)行評(píng)估： 對(duì)于滯留邊界層 湍流邊界層 式中Rex為以距平板前緣距離x作為幾何尺寸的雷諾數(shù)，即，us為主流區(qū)的流 速 16 對(duì)于滯留流動(dòng)，穩(wěn)定段長(zhǎng)度x。與圓管直徑d及雷諾數(shù)Re的關(guān)系： 式中。17. 流體在光滑管中做湍流流動(dòng)，滯留內(nèi)層厚度可用下式估算，即： 式中系數(shù)

3、在不同的文獻(xiàn)中會(huì)有所不同，主要是因公式推導(dǎo)過(guò)程中，所假設(shè)截面平均流速u與管中心最大流速umax的比值不同而引起的。當(dāng)時(shí)，系數(shù)為61.5.18. 湍流時(shí)，在不同的Re值 范圍內(nèi)，對(duì)不同的管材，的表達(dá)式不相同：光滑管：A：柏拉修斯公式： 適用范圍Re=3000100000B:顧毓珍等公式： 適用范圍 Re=30001*106粗糙管A:柯爾不魯克公式： 上式適用于B：尼庫(kù)拉則與卡門公式： 上式適用于19.rH 水力半徑的定義是流體在管道里的流通截面A與潤(rùn)濕邊長(zhǎng)之比，即; 對(duì)于圓形管子 d=4rH20對(duì)于流體流經(jīng)直徑不變的管路時(shí)，如果把局部阻力都按照當(dāng)量長(zhǎng)度的概念來(lái)表示，則管路的總能量損失為： hf的

4、單位J/kg21. 測(cè)速管又稱皮托管 ur-流體在測(cè)量點(diǎn)處的局部流速。 h-測(cè)量點(diǎn)處 沖壓能與靜壓能之差 對(duì)于標(biāo)準(zhǔn)的測(cè)速管，C=1：通常取C=0.98122. 孔板流量計(jì) 式中的（Pa-Pb)可由孔板前后測(cè)壓口所連接的壓力差計(jì)測(cè)得。A1、A2分別代表管道與孔板小孔的截面積 C0查圖獲得一般在0.60.723. 文丘里流量計(jì) Cv-流量系數(shù) 實(shí)驗(yàn)測(cè)定或從儀表手冊(cè)中查的 A0-喉管的截面積，m224.轉(zhuǎn)子流量計(jì) AR-轉(zhuǎn)子與玻璃管的環(huán)形截面積 CR轉(zhuǎn)子流量計(jì)的流量系數(shù) Vf 、Af 、f 分別為轉(zhuǎn)子的體積 大部分的截面積 材質(zhì)密度25.離心泵的性能參數(shù)：流量、壓頭、效率、軸功率。 能量損失：容積v

5、、機(jī)械m、水力h損失 總效率：=vmh軸功率： N-軸功率，w Ne-有效功率，w Q-流量，m3/s H-壓頭，m若離心泵的軸功率用kw來(lái)計(jì)量：26. 離心泵轉(zhuǎn)速的影響： Q1、H1、N1-轉(zhuǎn)速為n1時(shí)泵的性能 Q2、H2、N2-轉(zhuǎn)速為n2時(shí)泵的性能27. 離心泵葉輪直徑的影響： 、-=葉輪直徑為時(shí)泵的性能 、-=葉輪直徑為時(shí)泵的性能28. 離心泵的氣蝕余量,m： pv-操作溫度下液體的飽和蒸汽壓,pa29. 臨界氣蝕余量，m： 1-k 截面30. 離心泵的允許吸上真空度，m液柱： pa-大氣壓強(qiáng)，pa p1-泵吸入口處允許的最低絕對(duì)壓強(qiáng)，pa測(cè)定允許吸上真空度實(shí)驗(yàn)是在大氣壓為98.1Kpa

6、(10mH2O)下，用20清水為介質(zhì)進(jìn)行的。其他條件需進(jìn)行換算，即Hs-操作條件下輸送液體時(shí)的允許吸上真空度，m液柱-實(shí)驗(yàn)條件下輸送水時(shí)的允許吸上真空度，即在水泵性能表上查的數(shù)值，mH2OHa-泵安裝地區(qū)的大氣壓強(qiáng)，mH2O，其值隨海拔高度的不同而異Pv-操作溫度下液體的飽和蒸汽壓，Pa10-實(shí)驗(yàn)條件下大氣壓強(qiáng)，mH2O0.24-20下水的飽和蒸汽壓，mH2O1000-實(shí)驗(yàn)溫度下水的密度，Kg/m3-操作溫度下液體的密度，kg/m331. 離心泵的允許吸上真空度與氣蝕余量的關(guān)系為：32. 離心泵的允許安裝（吸上）高度： Hg-泵的允許安裝高度，m； Hf，0-1-液體流經(jīng)吸入管路的壓頭損失，m

7、； P1-泵入口處允許的最低壓強(qiáng)，pa若貯槽上方與大氣相通，則p0即為大氣壓強(qiáng)pa,上式可表示為：若已知離心泵的必須氣蝕余量則：若已知離心泵的允許吸上真空度則：離心泵的實(shí)際安裝高度應(yīng)比允許安裝高度低0.51m33. 離心泵的流量調(diào)節(jié)方法：A：改變閥門的開度；B：改變泵的轉(zhuǎn)速 在同一壓頭下，兩臺(tái)并聯(lián)泵的流量等于單臺(tái)泵的兩倍；而兩臺(tái)泵串聯(lián)操作的總壓頭必低于單臺(tái)泵壓頭的兩倍第二章 非均相物系分離1. 恒壓過(guò)濾 對(duì)于一定的懸浮液，若、r及v皆可視為常數(shù)，則令 k-表征過(guò)濾物料特性的常數(shù)，m4/(N*s)恒壓過(guò)濾方程- -過(guò)濾時(shí)間，s； K-過(guò)濾常熟，m2/s q-介質(zhì)常數(shù)，m3/m2當(dāng)過(guò)濾介質(zhì)阻力可以

8、忽略時(shí)，Ve=0，e=0，則恒壓過(guò)濾方程可簡(jiǎn)化為：令，則此方程為： 2. 非球形顆粒當(dāng)量直徑的計(jì)算 de-體積當(dāng)量直徑，m Vp-非球形顆粒的實(shí)際體積，m33. 形狀系數(shù)又稱球形度，他表征顆粒的形狀與球形的差異情況。 -顆粒的形狀系數(shù)或球形度 S-與該顆粒體積相等的圓球的表面積，m2 Sp-顆粒的表面積，m24. 對(duì)于非球形顆粒，通常選用體積當(dāng)量直徑和形狀系數(shù)來(lái)表征顆粒的體積、表面積、比表面積： 5. 等速階段中顆粒相對(duì)于流體的運(yùn)動(dòng)速度ut稱為沉降速度。 -阻力系數(shù) ut-顆粒的自由沉降速度，m/s d-顆粒直徑，m , s-分別為流體和顆粒的密度，kg/m36.滯流區(qū)或斯托克斯定律區(qū)（10-

9、4Ret1） 其中 -流體的黏度，pa.s 過(guò)渡區(qū)或艾倫定律區(qū)（1Ret103） 湍流區(qū)或牛頓定律區(qū)（103Ret10000,0.7Pr60。若小于60，可將算得的乘以(1+（di/L）0.7)進(jìn)行校正特征尺寸 Nu、Re數(shù)中的取為管內(nèi)徑di定性溫度 取為流體進(jìn)、出口溫度的算術(shù)平均值B：高黏度液體，可應(yīng)用西德爾和塔特關(guān)系式，即;令 （考慮熱流方向的校正項(xiàng)） 則應(yīng)用范圍 Re10000,0.7Pr60特征尺寸 取為管內(nèi)徑di定性溫度 除w取壁溫外，均取為流體進(jìn)、出口溫度的算術(shù)平均值。流體在圓形直管內(nèi)作強(qiáng)制滯留 應(yīng)用范圍 Re2300, 0.6Pr10特征尺寸 管內(nèi)徑di定性溫度 除w取壁溫外，均

10、取為流體進(jìn)、出口溫度的算術(shù)平均值。 流體在圓形直管中作過(guò)渡流:當(dāng)Re=230010000時(shí)，對(duì)流傳熱系數(shù)可先用湍流時(shí)的公式計(jì)算，然后把算得的結(jié)果乘以校正系數(shù)，即得到過(guò)渡流下的對(duì)流傳熱系數(shù)。流體在彎管內(nèi)作強(qiáng)制對(duì)流：a-彎管中的對(duì)流傳熱系數(shù)，W/(m2*) a-直管中的對(duì)流傳熱系數(shù)，W/(m2*) R-彎管軸的彎曲半徑，m流體在非圓形管中作強(qiáng)制對(duì)流：此時(shí)，仍可采用上述各關(guān)聯(lián)式，只要將管內(nèi)徑改為當(dāng)量直徑即可。例如，在套管換熱器環(huán)形截面內(nèi)傳熱當(dāng)量直徑為： d1、d2-套管換熱器外、內(nèi)徑，m套管環(huán)隙，用水和空氣進(jìn)行實(shí)驗(yàn)，可得a關(guān)聯(lián)式為：應(yīng)用范圍 Re=12000220000,特征尺寸 流動(dòng)當(dāng)量直徑de定

11、性溫度 流體進(jìn)、出溫度的算術(shù)平均值。10. 熱平衡方程：無(wú)相變時(shí)：，若為飽和蒸氣冷凝：Q-熱換器的熱負(fù)荷，kJ/h或W； W-流體的質(zhì)量流量，kg/h cp-流體的平均比熱容，kJ/(kg*)；t、T-冷熱流體的溫度，； Ts-冷凝液的飽和溫度，c,h分別表示冷流體和熱流體，下標(biāo)1、2表示換熱器的進(jìn)口和出口11. 總傳熱系數(shù)： Ki、Ko、Km-基于管內(nèi)表面積、外表面積和內(nèi)、外表面平均面積地 總傳熱系數(shù)，W/(m2*)b-管壁的厚度，m； -管壁材料的導(dǎo)熱系數(shù)，W/(m*)； dm-平均直徑，mi、o、m-換熱器內(nèi)側(cè)、外側(cè)流體及平均對(duì)流傳熱系數(shù)，W/(m2*)12. 考慮熱阻的總傳熱系數(shù)方程：

12、Rso、Rsi-管壁外內(nèi)側(cè)表面上的污垢熱阻13. 恒溫傳熱時(shí)的平均溫度差總傳熱速率方程：變溫傳熱時(shí)的平均溫度差總傳熱速率方程：14. 兩流體在換熱器中逆流不發(fā)生相變的計(jì)算方程：15. 兩流體在換熱器中并流不發(fā)生相變的計(jì)算方程：16. 兩流體在換熱器中以飽和蒸氣加熱冷流體的計(jì)算方程：17. 有機(jī)化合物水溶液的導(dǎo)熱系數(shù)的估算式： a-組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù) 有機(jī)化合物的互溶混合液的導(dǎo)熱系數(shù)估算式： 常壓下氣體混合物的導(dǎo)熱系數(shù)可用下式估算： y-氣體混合物中組分的摩爾分?jǐn)?shù) M-組分的more質(zhì)量，kg/kmol 18. 保溫層的最大臨界直徑： -對(duì)流傳熱系數(shù)，w/(m2*) -保溫材料的 導(dǎo)熱系數(shù)，w/(m

13、*) 19. 若傳熱面為平壁或薄管壁時(shí)，di、do、dm相等或近似相等， 則 在忽略管壁熱阻和污垢熱阻，則 20. 總傳熱系數(shù)K不為常數(shù)時(shí)的傳熱計(jì)算：21. 若K隨溫度呈線性變化時(shí)，使用下式計(jì)算：K1、K2-分別為換熱器兩端處局部總傳熱系數(shù)，w/(m2*) ；t1、t2-分別為換熱器兩端處的兩流體的溫度差，；若K 隨溫度不呈線性變化時(shí)，換熱器可分段計(jì)算，將每段的K視為常量，則對(duì)每一段的總傳熱速率方程可寫為： 或式中n為分段數(shù)，下標(biāo)j為任一段的序號(hào)。若K隨溫度變化較大時(shí)，應(yīng)采用圖解積分法或數(shù)值積分法。由傳熱速率方程和熱量衡算的微分形式可得： 或 22. 流體在管束外強(qiáng)制垂直流動(dòng)管子的排列方方式分

14、為正三角形、轉(zhuǎn)角正三角形、正方形及轉(zhuǎn)角正方形。流體在管束外流過(guò)時(shí)，平均對(duì)流傳熱系數(shù)可用下式計(jì)算： （正三角形、轉(zhuǎn)角正方形） （轉(zhuǎn)角正三角形、正方形）應(yīng)用范圍 Re3000特征尺寸 管外徑do，流速取流體通過(guò)每排管子中最狹窄通道處的速度定性溫度 流體進(jìn)、出口溫度的算術(shù)平均值23. 換熱器內(nèi)裝有圓形擋板（缺口面積為25%的殼體內(nèi)截面積）時(shí)，殼方流體的對(duì)流傳熱系數(shù)的關(guān)聯(lián)式：A:多諾呼法 或應(yīng)用范圍 Re=320000特征尺寸 管外徑do，流速取流體通過(guò)每排管子中最狹窄通道處的速度定性溫度 除w取壁溫外，均取為流體進(jìn)、出口溫度的算術(shù)平均值。B: 凱恩法 或應(yīng)用范圍 Re=20001000000特征尺寸

15、 當(dāng)量直徑de定性溫度 除w取壁溫外，均取為流體進(jìn)、出口溫度的算術(shù)平均值。uo是根據(jù)流體流過(guò)管間最大截面積A計(jì)算的，即h-兩擋板間的距離，m; D-換熱器外殼內(nèi)徑，m若管子為正方形排列，則若管子為正三角排列，則t-相鄰兩管之中心距，m; do-管外徑，m 24. 自然對(duì)流 Nu=c(GrPr)n c、n由實(shí)驗(yàn)測(cè)出，見課本上 p24725. 計(jì)算蒸汽在垂直管外或平板測(cè)冷凝時(shí)a的努塞爾特理論公式： 修正后 特征尺寸 取垂直管或板的高度。 定性溫度 蒸汽冷凝熱r取飽和溫度ts下的值，其余物性取液膜平均溫度下的值。L-垂直管或板的高度，m； -冷凝液的導(dǎo)熱系數(shù)，w/(m.)-冷凝液的密度，kg/m3

16、-冷凝液的黏度，kg/(m.s)r-飽和蒸汽的冷凝熱，kJ/Kg t-飽和蒸汽的溫度ts和壁面溫度tw之差，若為斜壁; -斜壁和水平面之夾角若蒸汽在單根水平管上冷凝，可視為由各種角度的斜壁所組成，經(jīng)推導(dǎo)的： 定性尺寸 管外徑do應(yīng)指出，努塞爾特理論公式適用于液膜為滯液的情況，從滯留到湍流的臨界Re值一般可取1800若膜層為湍流（Re1800)時(shí)，可用巴杰爾關(guān)聯(lián)式計(jì)算，即若蒸汽在水平管束外冷凝，凱恩推薦用下式計(jì)算：n-水平管束在垂直列上的管束對(duì)于管殼式換熱器，各列管子在垂直方向的排數(shù)為n1、n2、n3.nZ,則平均的管排數(shù)可按下式估算，即：25. 壁溫的估算：首先在ti 和to之間假設(shè)壁溫tw值

17、，用以計(jì)算兩流體的對(duì)流傳熱系數(shù)ai和ao；然后核算所設(shè)tw是否正確。核算的方法是：根據(jù)算出的ai、ao及污垢熱阻，用下列近似關(guān)系核算: 由此算出tw值應(yīng)與原來(lái)假設(shè)的tw值相符，否則應(yīng)重設(shè)壁溫，直到相符。第四章 蒸發(fā)1. 單效蒸發(fā)計(jì)算蒸發(fā)水量的計(jì)算： 水的蒸發(fā)量：W-單位時(shí)間內(nèi)蒸出的水分質(zhì)量，即蒸發(fā)量，kg/hF-原料液流量，kg/hx0、x1-分別為原料液及完成液中溶質(zhì)的質(zhì)量分?jǐn)?shù)2. 完成時(shí)的溶液濃度：3. 單位蒸氣消耗量：，此時(shí)原料液由預(yù)熱器加熱至沸點(diǎn)后進(jìn)料，且不計(jì)熱損失，r為加熱時(shí)的蒸氣汽化潛熱r為二次蒸氣的汽化潛熱。e-蒸發(fā)1kg水分時(shí)，加熱蒸汽的消耗量，稱為單位蒸汽耗量，kg/kg4.

18、 傳熱面積：，So-蒸發(fā)器的傳熱外表面積，m2; Ko-基于外表面積的總傳熱系數(shù)，kW/(m2*)-平均溫度差，若加熱蒸汽的冷凝水在飽和溫度下排出，且忽略熱損失，則蒸發(fā)器的熱負(fù)荷為：，T為加熱蒸氣的溫度，； t1為操作條件下的溶液沸點(diǎn)，。5. 蒸發(fā)器的生產(chǎn)能力：6. 蒸發(fā)器的生產(chǎn)強(qiáng)度（蒸發(fā)強(qiáng)度）：7. 有時(shí)蒸發(fā)操作在加壓或減壓下進(jìn)行，因此必須求出各種濃度的溶液在不同壓強(qiáng)下的沸點(diǎn)。當(dāng)缺乏實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)時(shí)，可以用下式估算：-常壓下由于溶液蒸汽壓下降而引起的沸點(diǎn)升高（即溫度差損失），-操作壓強(qiáng)下由于溶液蒸汽壓下降而引起的溫度差損失，f-校正系數(shù)，無(wú)量綱。其經(jīng)驗(yàn)計(jì)算式為：-操作壓強(qiáng)下二次蒸汽的溫度，；-操作

19、壓強(qiáng)下二次蒸汽的汽化熱，kJ/kg9. 因加熱管內(nèi)液柱靜壓強(qiáng)而引起的溫度差損失計(jì)算式往往以液層中部的平均壓強(qiáng)pm及相應(yīng)的沸點(diǎn)tpm為準(zhǔn)，中部壓強(qiáng)為：Pm-液層中部的平均壓強(qiáng)，pa; -液面壓強(qiáng)，即二次蒸汽的壓強(qiáng)，pa;-液體密度，kg/m3； -液層深度，m溫差損失為：tpm-與平均壓強(qiáng)pm相對(duì)應(yīng)的純水的沸點(diǎn)，-與二次蒸汽壓強(qiáng)相對(duì)應(yīng)的純水的沸點(diǎn)，即二次蒸汽溫度，10. 由于管路中流動(dòng)阻力而引起的溫度差損失11. 一般根據(jù)實(shí)踐經(jīng)驗(yàn)取效間（指多效）的為1，多效系統(tǒng)中末效或單效蒸發(fā)器至冷凝器的為11.512. 溶液的總溫差損失為各種溫差損失之和; 溶液的沸點(diǎn)為：有效溫差為： 或t-溶液的沸點(diǎn)， T-

20、加熱蒸汽的溫度， -有效溫差，-二次蒸汽的溫度， -冷凝器中二次蒸汽的溫度，13. 加熱蒸汽消耗量A:溶液濃縮熱不可忽略時(shí)：D-加熱蒸汽的消耗量，kg/h H-加熱蒸汽的焓，kJ/kgh0-原料液的焓，kJ/kg -二次蒸汽的焓，kJ/kgh1-完成液的焓，kJ/kg hw-冷凝水的焓，kJ/kgQL-熱損失，kJ/h若加熱蒸汽的冷凝液在蒸汽的飽和溫度下排除，則H-hw=r r-加熱蒸汽的汽化熱，kJ/kgB:溶液的濃縮熱可以忽略時(shí)：計(jì)算溶液的比熱容的經(jīng)驗(yàn)式;Cp-溶液的比熱容，kJ/(kg*)； cpw-純水的比熱容，kJ/(kg*)cpB-溶質(zhì)的比熱容，kJ/(kg*) r-加熱蒸汽的汽化

21、熱，kJ/kg -二次蒸汽的汽化熱，kJ/kg若原料液預(yù)熱至沸點(diǎn)在進(jìn)入蒸發(fā)器，且忽略熱損失，上式可簡(jiǎn)化為：14.基于傳熱外表面積的總傳熱系數(shù)Koa-對(duì)流傳熱系數(shù)，w/(m2*)； d-管徑，m; Rs-垢層熱阻，m2*/Wb-管壁厚度，m; -管材的導(dǎo)熱系數(shù)，W/(m*)下標(biāo)i表示管內(nèi)側(cè)、o表示外側(cè)、m表示平均、s表示垢層15. 多效蒸發(fā)物料衡算： 而對(duì)于任一效i作溶質(zhì)的衡算 i2對(duì)并聯(lián)加料的多效蒸發(fā)，可按下式估算：雙效 W1:W2=1:1.1三效 W1:W2:W3=1:1.1:1.2第六章 蒸餾1. 相律： F-自由度數(shù) C-獨(dú)立組分?jǐn)?shù)； -相數(shù) 2-只考慮溫度和壓強(qiáng)2. 質(zhì)量分?jǐn)?shù)和摩爾分?jǐn)?shù)

22、間的換算關(guān)系為：3. 烏拉爾定律：，P-溶液上方組分的平衡分壓，pa； p0-在溶液溫度下純組分的飽和蒸汽壓，pa4. 道爾頓分定律：雙組分理想體系氣液平衡時(shí)，系統(tǒng)總壓、組分分壓與組成關(guān)系：，5. 泡點(diǎn)方程：，露點(diǎn)方程：6. 純組分的飽和蒸汽壓p0和溫度t的關(guān)系 安托因方程;7. 揮發(fā)度：， 對(duì)于理想溶液，因符合拉烏爾定律，則有 8. 習(xí)慣上將溶液中易揮發(fā)組分的揮發(fā)度對(duì)難揮發(fā)組分的揮發(fā)度之比，稱為相對(duì)揮發(fā)度，以a表示: ，或 9. 氣液平衡方程：10. 非理想溶液的平衡分壓可用修正的拉烏爾定律表示，即： -組分的活性系數(shù)當(dāng)總壓不高時(shí)，氣相為理想氣體，則平衡氣相組成為：11. 全塔物料衡算：，F(xiàn)

23、、D、W-分別為原料液、氣相與液相產(chǎn)品流量，kmol/hxF、y、x-分別為原料液、氣相與液相產(chǎn)品組成，摩爾分?jǐn)?shù)若令W/F=q,則D/F=1-q，那么（平衡蒸餾中氣液相組成的關(guān)系式）q-液化分率熱量衡算，若加熱器的熱損失可忽略，則 Q-加熱器的熱負(fù)荷，kJ/h或kW; F-原料液流量，kmol/h或kmol/scp-原料液平均比熱容，kJ/(kmol.)； tF-原料液的溫度，T-通過(guò)加熱器后原料液的溫度，原料液節(jié)流減壓后進(jìn)入分離器，此時(shí)物料放出的顯熱等于部分汽化所需的汽化熱，即 te-分離器的平衡溫度， r-平均摩爾汽化熱，kJ/kmol則原料液離開加熱器的溫度為 12. 全塔物料衡算 塔頂

24、易揮發(fā)組分回收率=塔底難揮發(fā)組分的回收率=13. 餾出液采出率：14. 釜液采出率：15. 精餾段操作線方程：，令（回流比），則16. 提餾段操作線方程： 總物料衡算：，易揮發(fā)組分的物料衡算：即-提餾段第m層板下降液體中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)-提餾段第m+1層板上升蒸汽中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)q-進(jìn)料熱狀況參數(shù) 則提餾段操作線方程：17. q線方程（進(jìn)料方程）：進(jìn)料熱狀況進(jìn)料的焓IFq值冷液體IF1+飽和液體IF=IL1氣液混合物ILIFIV0qIV0+18. 芬斯克方程：、Nmin-全回流時(shí)最少理論板層數(shù)（不包括再沸器）am-全塔平均相對(duì)揮發(fā)度，當(dāng)a變化不大時(shí)，可取塔頂?shù)暮退椎腶的幾何平均值1

25、9. 簡(jiǎn)單蒸餾 若蒸餾的溶液為理想溶液，則 a-相對(duì)揮發(fā)度若x-y的平衡關(guān)系為直線，y=mx+b則 20.逐板計(jì)算法 若塔頂采用全凝器 則y1=xD=已知值 可由y1用氣液平衡方程求得x1.。然后用精餾段方程 求得y2，直到計(jì)算到xnxF（僅指飽和液體進(jìn)料情況）說(shuō)明第n層理論版為加料板，因此精餾段所需理論板層數(shù)為（n-1）提餾段 ，故可用提餾段操作線方程求，即 然后利用平衡方程求，直到為止。因一般再沸器內(nèi)氣液兩相視為平衡，再沸器相當(dāng)于一層理論板，故提餾段所需理論板數(shù)為（m-1）。21. 直接蒸汽加熱理論板數(shù)的求法精餾段和q線沒啥區(qū)別。對(duì)提餾段進(jìn)行修正V0-直接加熱蒸汽的流量，kmol/h； y

26、0-加熱蒸汽中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，一般y0=022. 全回流時(shí)的回流比： 23. 最小回流比的計(jì)算A：作圖法 讀q線與平衡線的交點(diǎn)（xq、yq) B： 解析法 飽和液體進(jìn)料時(shí)，xq=xF,故飽和蒸汽進(jìn)料時(shí)，yq=yF,故通常，操作回流比可取為最小回流比的1.12倍，即 R=(1.12）Rmin吉利蘭圖求理論板層數(shù) 見課本 下 p3724. 單板效率（默弗里效率）EM 通常由實(shí)驗(yàn)測(cè)定EMV-氣相默弗里效率； EML-液相默弗里效率；-與xn成平衡的氣相組成，摩爾分?jǐn)?shù) -與yn成平衡的液相組成，摩爾分?jǐn)?shù)全塔效率 E-全塔效率，%； NT-理論板層數(shù)； Np-實(shí)際板層數(shù)25. 精餾塔塔徑計(jì)算D-精

27、餾塔內(nèi)徑，m; u-空塔速度，m/s； Vs-塔內(nèi)上升蒸汽的體積流量，m3/s精餾段Vs的計(jì)算 若精餾塔操作壓強(qiáng)較低時(shí)，氣體可視為理想氣體混合物，則V-精餾段千摩爾流量，kmol/h v-在精餾段平均壓強(qiáng)和溫度下的氣相密度，kg/m3Mm-平均摩爾質(zhì)量，kg/kmol ；T、T0-分別為操作的平均溫度和標(biāo)準(zhǔn)狀況下熱力學(xué)溫度，KP、P0-分別為操作的平均壓強(qiáng)和標(biāo)準(zhǔn)狀況下的壓強(qiáng)，pa26. 冷凝器的熱負(fù)荷Qc-全凝器的熱負(fù)荷，kJ/h； IVD-塔頂上升蒸汽的焓，kJ/kmolILD-塔頂餾出液的焓，kJ/kmol冷卻介質(zhì)消耗量可按下式計(jì)算 Wc-冷卻介質(zhì)消耗量，kg/h； cpc-冷卻介質(zhì)的比熱

28、容，kJ/(kg*）t1、t2-分別為冷卻介質(zhì)在冷凝器的進(jìn)出口處的溫度，27. 再沸器的熱負(fù)荷 若近似取ILW=ILm,且因V=L-W，則QB-再沸器的熱負(fù)荷，kJ/h； QL-再沸器的熱損失，kJ/h;IVW-再沸器中上升蒸汽的焓，kJ/kmol； ILW-釜?dú)堃旱撵?，kJ/kmolILm-提餾段底層塔板下降液體的焓，kJ/kmol；加熱介質(zhì)消耗量可用下式計(jì)算：、Wh-加熱介質(zhì)消耗量，kg/h；IB1、IB2-分別為加熱介質(zhì)進(jìn)出再沸器的焓，kJ/kg若用飽和蒸汽加熱，且冷凝液在飽和溫度下排出，則加熱蒸汽的消耗量可按下式計(jì)算： r-加熱蒸汽的汽化熱，kJ/kg第七章 干燥1. 濕度：H-濕空氣

29、的濕度，kg/kg（水汽/絕干氣）； M-摩爾質(zhì)量，kg/kmoln-物質(zhì)的量，kmol 下標(biāo)v表示水蒸氣、g表示絕干氣對(duì)水蒸汽-空氣系統(tǒng)，上式可寫為 常壓下濕空氣可視為理想混合氣體： p-水汽的分壓，pa或kpa； P-總壓，pa或kpa2. 相對(duì)濕度：p-濕空氣中水汽的分壓，pa； ps-同溫度下水的飽和蒸汽壓，pa濕空氣的H與之間的關(guān)系： P-總壓，pa3. 濕比熱容：，在0120時(shí)， 4. 濕空氣焓：，具體表達(dá)式為：5. 濕容積：1kg絕干空氣體積和相應(yīng)水汽體積之和稱為濕空氣的比容。6. 比熱容（濕熱）cH:濕空氣中1kg絕干空氣及相應(yīng)水汽的溫度升高（或降低）1所需要（或放出）的熱量。

30、 cH-濕空氣的比熱容，kJ/(kg*)cg-絕干空氣的比熱容，kJ/(kg*); cv-水汽的比熱容，kJ/(kg*)常壓和0200范圍內(nèi)，可近似地視cg及cv為常數(shù)，其值為：代入上式得：7. 濕空氣的焓I：濕空氣1kg絕干空氣的焓與相應(yīng)水汽的焓之和。 I-濕空氣的焓，kJ/kg，kg指絕干氣； Ig-絕干空氣的焓，kJ/kg； Iv-水汽的焓，kJ/kg根據(jù)焓的定義，對(duì)溫度t，濕度H的濕空氣可寫出焓的計(jì)算式為-0時(shí)水的汽化熱， 故上式可寫為：8. 干球溫度t是空氣的真實(shí)溫度，可用普通溫度計(jì)測(cè)出。 濕球溫度tw可用濕球溫度計(jì)測(cè)量。 a-空氣向濕棉布的對(duì)流傳熱系數(shù)， -濕球溫度下空氣的飽和濕度

31、，kg/kg-濕球溫度下水汽的汽化熱，kJ/kg -以溫度差為推動(dòng)力的傳質(zhì)系數(shù)，9. 絕熱飽和冷卻溫度：若兩相有足夠長(zhǎng)的接觸時(shí)間，最終空氣為水汽所飽和，而溫度降到與循環(huán)水溫相同，這種過(guò)程稱為濕空氣的絕熱飽和冷卻過(guò)程或等焓過(guò)程，達(dá)到穩(wěn)定狀態(tài)下的溫度稱為初始濕空氣的絕熱飽和冷卻溫度，簡(jiǎn)稱絕熱飽和溫度，以表示，與之相應(yīng)的濕度稱為絕熱飽和溫度，以表示。 -0水的汽化熱，kJ/kg對(duì)于水蒸氣-空氣系統(tǒng)，10. 露點(diǎn)溫度td(此時(shí)=1）：，即-濕空氣在露點(diǎn)下的飽和濕度，kg/kg； -露點(diǎn)下水的飽和蒸汽壓，pa11. 對(duì)水蒸汽-空氣系統(tǒng)，干球溫度、絕熱飽和溫度（即濕球溫度）及露點(diǎn)三者之間的關(guān)系為：不飽和空

32、氣 飽和空氣 12. 濕基含水量w:水分在濕物料中的質(zhì)量百分?jǐn)?shù)，即干基含水量X: X-濕物料的干基含水量，kg/kg兩濃度之間的關(guān)系：13干燥系統(tǒng)的物料衡算A:水分蒸發(fā)量 L-單位時(shí)間內(nèi)消耗的絕干空氣質(zhì)量流量，kg/s；W-單位時(shí)間內(nèi)水分的蒸發(fā)量，kg/sH1、H2-分別為濕空氣進(jìn)、出干燥器的濕度，kg/kg；G-單位時(shí)間內(nèi)絕干物料的流量，kg/sX1、X2-分別為濕物料進(jìn)、出干燥器時(shí)的干基含水量，kg/kg；G1、G2-分別為進(jìn)、出干燥器的濕物料質(zhì)量流量，kg/sB:空氣消耗量L -每蒸發(fā)1kg水分消耗的絕干空氣的數(shù)量，稱為單位空氣消耗量，kg/kgC：干燥產(chǎn)品流量G2： -物料進(jìn)干燥器時(shí)的

33、濕基含水量；-物料離開干燥器時(shí)的濕基含水量14. 干燥系統(tǒng)的熱效率：蒸發(fā)水分所需的熱量為：-空氣離開干燥器時(shí)的溫度，； -濕物料進(jìn)入干燥器的溫度， 若忽略濕物料中水分帶入系統(tǒng)中的焓，上式簡(jiǎn)化為：則：15. 連續(xù)干燥系統(tǒng)中焓衡算的基本方程式：?jiǎn)挝粫r(shí)間內(nèi)預(yù)熱器消耗的熱量為：?jiǎn)挝粫r(shí)間內(nèi)向干燥器補(bǔ)充的熱量：則總消耗的熱量為：-單位時(shí)間內(nèi)預(yù)熱器消耗的熱量，kW; -單位時(shí)間內(nèi)向干燥器補(bǔ)充的熱量，kW-干燥器的熱損失速率，若干燥器中采用輸送裝置輸送物料，則輸送裝置帶入、帶出的熱量也應(yīng)計(jì)入，kW； -分別為濕物料進(jìn)、出干燥器的焓，kJ/kg-分別為空氣進(jìn)入預(yù)熱器、離開預(yù)熱器（即進(jìn)入干燥器）和離開干燥器時(shí)的濕

34、度，kg/kg經(jīng)過(guò)簡(jiǎn)化;t0、t1、t2-分別為空氣進(jìn)入預(yù)熱器、離開預(yù)熱器（即進(jìn)入干燥器）和離開干燥器時(shí)的溫度， cm-濕物料的平均比熱容，kJ/(kg*） 1、2-分別為濕物料進(jìn)、出干燥器的溫度，； G-單位時(shí)間內(nèi)絕干物料的流量，kg/sL-單位時(shí)間內(nèi)消耗的絕干空氣質(zhì)量流量，kg/s； W-單位時(shí)間內(nèi)水分的蒸發(fā)量，kg/scw-純水的比熱容，kJ/(kg*）； cs-絕干物料的比熱容，kJ/(kg*）第8章 吸收1. 亨利定律 -溶質(zhì)在氣相中的平衡分壓，kpa;x-溶質(zhì)在液相中的摩爾分?jǐn)?shù)； E-亨利系數(shù)，其數(shù)值隨物系的特性及溫度而異。單位與與壓強(qiáng)一致 c-物質(zhì)的量濃度，kmol/m3； H-

35、溶解度系數(shù)，kmol/(kN*m)若溶液中溶質(zhì)A的濃度為c kmol/m3而密度為kg/m3，則1m3溶液中所含的溶質(zhì)A為c kmol而溶劑S為kmol（MA及MS分別為溶質(zhì)A及溶劑S的摩爾質(zhì)量），于是可知?jiǎng)t 對(duì)于稀溶液：若溶質(zhì)在液相和氣相中的濃度分別用摩爾分?jǐn)?shù)x和y表示，亨利定律可寫成如下形式，即; m-相平衡常數(shù)，或分配系數(shù)，無(wú)量綱。x-液相中溶質(zhì)的摩爾分?jǐn)?shù)； y-與該液相成平衡的氣相中溶質(zhì)的摩爾分?jǐn)?shù)由可知 則 所以2. 摩爾比： 則 、亨利定律的幾種表達(dá)式： 3. 菲克定律： JA-物質(zhì)A在z方向上的分子擴(kuò)散通量，kmol/(m2*s)-物質(zhì)A在z方向上的濃度梯度，即物質(zhì)A的濃度cA在z

36、方向上的變化率，kmol/m4DAB-物質(zhì)A在介質(zhì)B中的分子擴(kuò)散系數(shù)，m2/s4. 穩(wěn)定的等分子反向擴(kuò)散:兩容器內(nèi)氣體總壓相同，所以連通管內(nèi)任一截面上單位時(shí)間單位面積向右傳遞的A分子數(shù)與向左傳遞的B分子數(shù)必定相等。傳質(zhì)速率為： D-擴(kuò)散系數(shù) z-擴(kuò)散距離 p-壓強(qiáng)5. 一組分通過(guò)另一停留組分的擴(kuò)散： 其中 -漂流因數(shù)，無(wú)量綱當(dāng)混合氣體中組分A的濃度很低時(shí)，因而6. 液相中的穩(wěn)定分子擴(kuò)散 組分A在液相中的傳遞速率關(guān)系式：-溶質(zhì)A在液相中的傳質(zhì)速率，kmol/(m2*s)；z-1、2截面間的距離，m-溶質(zhì)A在溶劑S中的擴(kuò)散系數(shù)，m2/s; c-溶液的總濃度，kmol/m3cA1、cA2-1、2截面

37、上的溶質(zhì)的濃度，kmol/m3；cSm-1、2截面上溶劑S濃度對(duì)數(shù)均值，kmol/m37. 對(duì)于氣體A在氣體B中（或B在A中）的擴(kuò)散系數(shù)，可按馬克斯韋爾-吉利蘭公式進(jìn)行估算：(此式誤差較大，但使用比較方便0D-擴(kuò)散系數(shù)，m2/s； P-總壓強(qiáng)，pa； T-溫度，K；MA、MB-分別為A、B兩種物質(zhì)的摩爾質(zhì)量，kg/kmol；vA、vB-分別為A、B兩物質(zhì)的分子體積，m3/kmol分子體積v是1kmol物質(zhì)在其正常沸點(diǎn)下呈液態(tài)時(shí)的體積，m3.對(duì)于一定的氣體物質(zhì)，擴(kuò)散系數(shù)與總壓成反比，而與絕對(duì)壓強(qiáng)的3/2次方成正比，即： 根據(jù)此式可由已知溫度T0、壓強(qiáng)P0下的擴(kuò)散系數(shù)D0推算出溫度為T 、壓強(qiáng)為P

38、時(shí)的擴(kuò)散系數(shù)D。非電解質(zhì)稀溶液中的擴(kuò)散系數(shù)可用下式作粗略的估算：-溶質(zhì)A在溶劑B中的擴(kuò)散系數(shù)，m2/s；T-溫度，K；-溶液的黏度，Pa*sMB-溶劑的摩爾質(zhì)量，kg/kmol； -溶質(zhì)的摩爾體積，m3/kmol-溶劑的締合因子8. 對(duì)流傳質(zhì)由氣相主體至相界面的對(duì)流傳質(zhì)速率關(guān)系式，即 NA-溶質(zhì)A的對(duì)流傳質(zhì)速率，kmol/（m2*s);zG-氣相有效滯留膜層厚度，m;p-氣相主體中溶質(zhì)A分壓，kpa；pi-相界面處的溶質(zhì)A分壓，kpapBm-惰性組分B在氣相主體中與相界面處的分壓的對(duì)數(shù)均值，kPa液相中對(duì)流傳質(zhì)速率關(guān)系式:-液相有效滯留膜層厚度，m； c-液相主體的溶質(zhì)A濃度，kmol/m3c

39、i-相界面處的溶質(zhì)A濃度，kmol/m3；C-溶液的總濃度，kmol/m3cSm-溶劑S在液相主體與相界面處的濃度的對(duì)數(shù)均值，kmol/m39. 氣膜吸收速率方程式： 其中 -傳遞阻力 -氣膜推動(dòng)力當(dāng)氣相的組成以摩爾分?jǐn)?shù)表示時(shí)，相應(yīng)的氣膜吸收速率方程式為：y-溶質(zhì)A在氣相主體中的摩爾分?jǐn)?shù)；-溶質(zhì)A在相界面處的摩爾分?jǐn)?shù)。10. 液膜吸收速率方程式： -液膜吸收系數(shù)，m/s-液膜的傳遞阻力 -液膜推動(dòng)力當(dāng)液相的組成以摩爾分?jǐn)?shù)表示時(shí)： 其中11. 總吸收系數(shù)與其相應(yīng)的吸收速率方程式A：以表示總推動(dòng)力的吸收速率方程式：令p*代表與液相主體濃度c成平衡的氣相分壓，p為吸收質(zhì)在氣相主體中的分壓。令總阻力

40、則 -氣相總吸收系數(shù)，kmol/(m2*s*kpa)-分別為液膜阻力和氣膜阻力對(duì)于易溶氣體，傳質(zhì)阻力主要存在于氣膜之中，此時(shí)B：以表示總推動(dòng)力的吸收速率方程式：令c*代表與氣相分壓p成平衡的液相濃度。 令 則-分別為液膜阻力和氣膜阻力 KL-液相總吸收系數(shù)，m/s對(duì)于難溶氣體 ，傳質(zhì)阻力絕大部分存在于液膜中，此時(shí)C：以表總推動(dòng)力的吸收速率方程式 ：Y*為與液相濃度X成平衡的氣相濃度 令 則 -氣相總吸收系數(shù)，kmol/(m2*s)當(dāng)吸收質(zhì)在氣相中的濃度很小時(shí)，Y和Y*都很小，此時(shí)D:以表示總推動(dòng)力的吸收速率方程式 令液相濃度以摩爾比X表示，與氣膜濃度Y成平衡的液相濃度以表示。 令 則-液相總吸

41、收系數(shù)，kmol/(m2*s)當(dāng)吸收質(zhì)在液相中的濃度很小時(shí)，X和X*都很小，此時(shí)12. 吸收塔的物料衡算 V-單位時(shí)間內(nèi)通過(guò)吸收塔的惰性氣體量，kmol/s；L-單位時(shí)間內(nèi)通過(guò)吸收塔的溶劑量，kmol/s； Y1、Y2-分別為進(jìn)塔及出塔氣體中溶質(zhì)組分的摩爾比，kmol/kmolX1、X2-分別為出塔及進(jìn)塔液體中溶質(zhì)組分的摩爾比，kmol/kmol -混合氣中溶質(zhì)A被吸收的百分率，稱為吸收率或回收率13. 吸收塔的操作線方程在逆流操作的填料塔內(nèi)，氣體自下而上，其濃度由Y1逐漸變至Y2；液體自上而下，其濃度由X2逐漸變至X1。 14. 最小氣液比的圖解方法見 課本 p10810915. 低濃度氣體吸收時(shí)計(jì)算填料層高度的基本關(guān)系式： 及a-單位體積填料層所提供的有效接觸面積，m2/m3-塔截面積，m2氣相傳質(zhì)單