化工原理公式及各個(gè)章節(jié)總結(jié)匯總

1、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)突然縮小：第二章 非均相物系分離1. 恒壓過(guò)濾方程：令，則此方程為：第三章 傳熱1. 傅立葉定律：，2. 熱導(dǎo)率與溫度的線性關(guān)系：3. 單層壁的定態(tài)熱導(dǎo)率：，或4. 單層圓筒壁的定態(tài)熱傳導(dǎo)方程： 或5. 單層圓筒壁內(nèi)的溫度分布方程：（由公式4推導(dǎo)）6. 三層圓筒壁定態(tài)熱傳導(dǎo)方程：7. 牛頓冷卻定律：，8. 努塞爾數(shù)普朗克數(shù) 格拉曉夫數(shù)9. 流體在圓形管內(nèi)做強(qiáng)制對(duì)流：，

2、或，其中當(dāng)加熱時(shí)，k=0.4，冷卻時(shí)k=0.310. 熱平衡方程：無(wú)相變時(shí)：，若為飽和蒸氣冷凝：11. 總傳熱系數(shù)：12. 考慮熱阻的總傳熱系數(shù)方程：13. 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：第四章 蒸發(fā)1. 蒸發(fā)水量的計(jì)算：2. 水的蒸發(fā)量：3. 完成時(shí)的溶液濃度：4. 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5. 傳熱面積：，對(duì)加熱室作熱量衡算，求得，t為加熱蒸氣的溫度，t1為操作

3、條件下的溶液沸點(diǎn)。6. 蒸發(fā)器的生產(chǎn)能力：7. 蒸發(fā)器的生產(chǎn)強(qiáng)度（蒸發(fā)強(qiáng)度）：第六章 蒸餾1. 烏拉爾定律：，2. 道爾頓分定律：3. 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：，4. 泡點(diǎn)方程：，露點(diǎn)方程：5. 揮發(fā)度：，6. 相對(duì)揮發(fā)度: ，或7. 相平衡方程：8. 全塔物料衡算：，9. 餾出液采出率：10. 釜液采出率：11. 精餾段操作線方程：，令（回流比），則12. 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13.14. q線方程（進(jìn)料方程）：15. 芬斯克方程：第七章 干燥1. 濕度：2. 相對(duì)溫度：3. 濕比熱容：，在0120時(shí)， 4. 濕空氣焓：，

4、具體表達(dá)式為：5. 濕比體積：6. 露點(diǎn)溫度：，即7.流體流動(dòng)基本概念與基本原理一、 流體靜力學(xué)基本方程式或 注意：1、應(yīng)用條件：靜止的連通著的同一種連續(xù)的流體。2、壓強(qiáng)的表示方法：絕壓大氣壓=表壓 表壓常由壓強(qiáng)表來(lái)測(cè)量； 大氣壓絕壓=真空度 真空度常由真空表來(lái)測(cè)量。3、壓強(qiáng)單位的換算： 1atm=760mmhg=10.33mh2o=101.33kpa=1.033kgf/cm2=1.033at4、應(yīng)用：水平管路上兩點(diǎn)間壓強(qiáng)差與u型管壓差計(jì)讀數(shù)r的關(guān)系：處于同一水平面的液體，維持等壓面的條件必須時(shí)靜止、連續(xù)和同一種液體。二、定態(tài)流動(dòng)系統(tǒng)的連續(xù)性方程式物料衡算式三、定態(tài)流動(dòng)的柏努利方程式能量衡算式

5、1kg流體： j/kg討論點(diǎn)：1、流體的流動(dòng)滿足連續(xù)性假設(shè)。2、理想流體，無(wú)外功輸入時(shí)，機(jī)械能守恒式：3、可壓縮流體,當(dāng)p/p120%,仍可用上式，且=m。4、注意運(yùn)用柏努利方程式解題時(shí)的一般步驟，截面與基準(zhǔn)面選取的原則。5、流體密度的計(jì)算：理想氣體=pm/rt 混合氣體 混合液體 上式中：體積分率；質(zhì)量分率。6、gz，u2/2，p/三項(xiàng)表示流體本身具有的能量，即位能、動(dòng)能和靜壓能。hf為流經(jīng)系統(tǒng)的能量損失。we為流體在兩截面間所獲得的有效功，是決定流體輸送設(shè)備重要參數(shù)。輸送設(shè)備有效功率ne=wews，軸功率n=ne/（w）7、1n流體 m （壓頭）1m3流體 ,四、 柏努利式中的hfi 流動(dòng)

6、類(lèi)型：1、雷諾準(zhǔn)數(shù)re及流型 re=du/，為動(dòng)力粘度，單位為pas；層流：re2000，湍流：re4000；2000re2時(shí)，用對(duì)數(shù)平均值，即：當(dāng)s2/s12時(shí)，用算術(shù)平均值，即： sm=（s1+s2）/2多層（n層）圓筒壁： 一包有石棉泥保溫層的蒸汽管道，當(dāng)石棉泥受潮后，其保溫效果應(yīng)降低，主要原因是因水的導(dǎo)熱系數(shù)大于保溫材料的導(dǎo)熱系數(shù)，受潮后，使保溫層材料導(dǎo)熱系數(shù)增大，保溫效果降低。在包有兩層相同厚度保溫材料的圓形管道上，應(yīng)該將導(dǎo)熱系數(shù)小的材料包在內(nèi)層，其原因是為了減少熱損失，降低壁面溫度。二、對(duì)流傳熱1 對(duì)流傳熱基本方程牛頓冷卻定律對(duì)流傳熱系數(shù)，單位為：w/（m2），在換熱器中與傳熱面積

7、和溫度差相對(duì)應(yīng)。2 與對(duì)流傳熱有關(guān)的無(wú)因次數(shù)群（或準(zhǔn)數(shù)）表1 準(zhǔn)數(shù)的符號(hào)和意義準(zhǔn)數(shù)名稱(chēng)符 號(hào)意 義努塞爾特準(zhǔn)數(shù) lnu= 含有特定的傳熱膜系數(shù)，表示對(duì)流傳熱的強(qiáng)度雷諾準(zhǔn)數(shù)lure=反映流體的流動(dòng)狀態(tài)普蘭特準(zhǔn)數(shù) cppr= 反映流體物性對(duì)傳熱的影響格拉斯霍夫準(zhǔn)數(shù) g t l32gr= 反映因密度差而引起自然對(duì)流狀態(tài)3 流體在圓形直管中作強(qiáng)制湍流流動(dòng)時(shí)的傳熱膜系數(shù)對(duì)氣體或低粘度的液體 流體被加熱時(shí)，n=0.4；液體被冷卻時(shí)，n=0.3。定型幾何尺寸為管子內(nèi)徑di。定性溫度取流體進(jìn)、出口溫度的算術(shù)平均值。應(yīng)用范圍為re10000，pr=0.7160，(l/d)60。對(duì)流過(guò)程是流體和壁面之間的傳熱過(guò)程

8、，定性溫度是指確定準(zhǔn)數(shù)中各物性參數(shù)的溫度。沸騰傳熱可分為三個(gè)區(qū)域，它們是自然對(duì)流區(qū)、泡狀沸騰區(qū)和膜狀沸騰區(qū)，生產(chǎn)中的沸騰傳熱過(guò)程應(yīng)維持在泡狀沸騰區(qū)操作。無(wú)相變的對(duì)流傳熱過(guò)程中，熱阻主要集中在傳熱邊界層或滯流層內(nèi)，減少熱阻的最有效的措施是提高流體湍動(dòng)程度。引起自然對(duì)流傳熱的原因是系統(tǒng)內(nèi)部的溫度差，使各部分流體密度不同而引起上升、下降的流動(dòng)。用無(wú)因次準(zhǔn)數(shù)方程形式表示下列各種傳熱情況下諸有關(guān)參數(shù)的關(guān)系：（1） 無(wú)相變對(duì)流傳熱 nu=f（re，pr，gr）（2） 自然對(duì)流傳熱 nu=f（gr，pr）（3） 強(qiáng)制對(duì)流傳熱 nu=f（re，pr）在兩流體的間壁換熱過(guò)程中，計(jì)算式q=kst，式中t表示為兩流

9、體溫度差的平均值；s表示為泛指?jìng)鳠崦?，與k相對(duì)應(yīng)。在兩流體的間壁換熱過(guò)程中，計(jì)算式q=ast，式中t=tw-tm 或 tm-tw；s表示為一側(cè)的傳熱壁面。滴狀冷凝的膜系數(shù)大于膜狀冷凝膜系數(shù)。水在管內(nèi)作湍流流動(dòng)時(shí)，若使流速提高至原來(lái)的2倍，則其對(duì)流傳熱系數(shù)約為原來(lái)的 20.8倍。若管徑改為原來(lái)的1/2而流量相同，則其對(duì)流傳熱系數(shù)約為原來(lái)的40.820.2倍。（設(shè)條件改變后，仍在湍流范圍）三、間壁兩側(cè)流體的熱交換間壁兩側(cè)流體熱交換的傳熱速率方程式q=kstm式中k為總傳熱系數(shù)，單位為：w/（m2）；tm為兩流體的平均溫度差，對(duì)兩流體作并流或逆流時(shí)的換熱器而言，當(dāng)t1/t2110100對(duì)于飽和液體、

10、氣液混合物和飽和蒸汽進(jìn)料而言，q值等于進(jìn)料中的液相分率。 q線方程（進(jìn)料方程）為： 上式表示兩操作線交點(diǎn)的軌跡方程。塔底再沸器相當(dāng)于一層理論板（氣液兩相平衡），塔頂采用分凝器時(shí)，分凝器相當(dāng)于一層理論板。由于冷液進(jìn)料時(shí)提餾段內(nèi)循環(huán)量增大，分離程度提高，冷液進(jìn)料較氣液混合物進(jìn)料所需理論板數(shù)為少。五、 回流比及其選擇（1） 全回流r=l/d=，操作線與對(duì)角線重合，操作線方程yn=xn-1，達(dá)到給定分離程度所需理論板層數(shù)最少為nmin。（2） 最小回流比當(dāng)回流比逐漸減小時(shí)，精餾段操作線截距隨之逐漸增大，兩操作線位置將向平衡線靠近，為達(dá)到相同分離程度所需理論板層數(shù)亦逐漸增多。達(dá)到恒濃區(qū)（夾緊區(qū)）回流比最

11、小，所需理論板無(wú)窮多。i 正常平衡線飽和液體進(jìn)料時(shí)：xq=xf飽和蒸汽進(jìn)料時(shí)：yq=yfii 不正常平衡線由a（xd，yd）或c（xw，xw）點(diǎn)向平衡線作切線，由切線斜率或截距求rmin。（3） 適宜回流比r=（1.12）rmin 精餾設(shè)計(jì)中，當(dāng)回流比增大時(shí)所需理論板數(shù)減少，同時(shí)蒸餾釜中所需加熱蒸汽消耗量增加，塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)消耗量增加，操作費(fèi)用相應(yīng)增加，所需塔徑增大。精餾操作時(shí)，若f、d、xf、q、r、加料板位置都不變，將塔頂泡點(diǎn)回流改為冷回流，則塔頂產(chǎn)品組成xd變大。精餾設(shè)計(jì)中，回流比愈大，操作能耗愈大，隨著回流比逐漸增大，操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)的總和將呈現(xiàn)先減小后增大的過(guò)程。六、 板效率和實(shí)

12、際塔板數(shù)1 單板效率（默弗里效率） 2 全塔效率精餾塔中第n-1,n,n+1塊理論板，yn+1yn，tn-1xn-1。精餾塔中第n-1,n,n+1塊實(shí)際板，xn*yn。如板式塔設(shè)計(jì)不合理或操作不當(dāng)，可能產(chǎn)生液泛、漏液、及霧沫夾帶等不正?，F(xiàn)象，使塔無(wú)法正常工作。負(fù)荷性能圖有五條線，分別是霧沫夾帶、液泛、漏液、液相負(fù)荷上限和液相負(fù)荷下限。吸 收基本概念和基本原理利用各組分溶解度不同而分離氣體混合物的單元操作稱(chēng)為吸收。混合氣體中能夠溶解的組分稱(chēng)為吸收質(zhì)或溶質(zhì)（a）；不被吸收的組分稱(chēng)為惰性組分或載體（b）；吸收操作所用的溶劑稱(chēng)為吸收劑（s）；吸收所得溶液為吸收液（s+a）；吸收塔排出的氣體為吸收尾氣。

13、當(dāng)氣相中溶質(zhì)的的實(shí)際分壓高于與液相成平衡的溶質(zhì)分壓時(shí)，溶質(zhì)從氣相向液相轉(zhuǎn)移，發(fā)生吸收過(guò)程；反之當(dāng)氣相中溶質(zhì)的的實(shí)際分壓低于與液相成平衡的溶質(zhì)分壓時(shí)，溶質(zhì)從液相向氣相轉(zhuǎn)移，發(fā)生脫吸（解吸）過(guò)程。一、 氣液相平衡傳質(zhì)方向與傳質(zhì)極限平衡狀態(tài)下氣相中溶質(zhì)分壓稱(chēng)為平衡分壓或飽和分壓，液相中的溶質(zhì)濃度稱(chēng)為平衡濃度或飽和濃度溶解度。對(duì)于同一種溶質(zhì)，溶解度隨溫度的升高而減小，加壓和降溫對(duì)吸收操作有利，升溫和減壓有利于脫吸操作。亨利定律： p*=exe為亨利系數(shù)，單位為壓強(qiáng)單位，隨溫度升高而增大，難溶氣體（稀溶液） e很大，易溶氣體e很小。對(duì)理想溶液e為吸收質(zhì)的飽和蒸氣壓。 p*=c/hh為溶解度系數(shù)，單位：k

14、mol/(knm)，h=/(ems)，隨溫度升高 而減小，難溶氣體h很小，易溶氣體h很大。 y*=mxm相平衡常數(shù)，無(wú)因次，m=e/p，m值愈大，氣體溶解度愈??； m隨溫度升高而增加，隨壓力增加而減小。 y*=mx當(dāng)溶液濃度很低時(shí)大多采用該式計(jì)算。x=x/(1-x); y=y/(1-y); x, y摩爾分率， x,y摩爾比濃度二、 傳質(zhì)理論傳質(zhì)速率分子擴(kuò)散憑借流體分子無(wú)規(guī)則熱運(yùn)動(dòng)傳遞物質(zhì)的現(xiàn)象。推動(dòng)力為濃度差，由菲克定律描述：ja擴(kuò)散通量，kmol/(m2s) dab擴(kuò)散系數(shù)渦流擴(kuò)散憑借流體質(zhì)點(diǎn)的湍動(dòng)和旋渦傳遞物質(zhì)的現(xiàn)象。等分子反向擴(kuò)散傳質(zhì)速率：氣相內(nèi) 液相內(nèi) 單相擴(kuò)散傳質(zhì)速率： 氣相內(nèi) 液相

15、內(nèi) 其中 p/pbm 1為漂流因數(shù)，反映總體流動(dòng)對(duì)傳質(zhì)速率的影響。 一般而言，雙組分等分子反向擴(kuò)散體現(xiàn)在精餾單元操作中，而一組分通過(guò)另一組分的單相擴(kuò)散體現(xiàn)在吸收單元操作中。氣相中，溫度升高物質(zhì)的擴(kuò)散系數(shù)增大，壓強(qiáng)升高則擴(kuò)散系數(shù)降低；液相中粘度增加擴(kuò)散系數(shù)降低。在傳質(zhì)理論中有代表性的三個(gè)模型分別為雙膜理論、溶質(zhì)滲透理論和表面更新理論。傳質(zhì)速率方程傳質(zhì)速率=傳質(zhì)推動(dòng)力/傳質(zhì)阻力注意傳質(zhì)系數(shù)與推動(dòng)力相對(duì)應(yīng)，即傳質(zhì)系數(shù)與推動(dòng)力的范圍一致，傳質(zhì)系數(shù)的單位與推動(dòng)力的單位一致。吸收系數(shù)之間的關(guān)系： 氣膜控制與液膜控制的概念對(duì)于易溶氣體，h很大，傳質(zhì)阻力絕大部分存在于氣膜之中，液膜阻力可以忽略，此時(shí)kgkg，

16、這種情況稱(chēng)為“氣膜控制”；反之，對(duì)于難溶氣體，h很小，傳質(zhì)阻力絕大部分存在于液膜之中，氣膜阻力可以忽略，此時(shí)klkl，這種情況稱(chēng)為“液膜控制”。三、 物料衡算操作線方程與液氣比全塔物料衡算： 逆流操作吸收操作線方程： 1塔底，2塔頂吸收操作時(shí)塔內(nèi)任一截面上溶質(zhì)在氣相中的實(shí)際分壓總是高于與其接觸的液相平衡分壓，所以吸收操作線總是位于平衡線的上方。最小液氣比： 液氣比即操作線的斜率若平衡關(guān)系符合亨利定律，則 溶劑改性 改變平衡關(guān)系 降低溫度 增加傳質(zhì)推動(dòng)力 提高壓力提高吸收效率的途徑 增加液氣比 減小傳質(zhì)阻力 采用新型填料 改變操作條件增加吸收劑用量，操作線斜率增大，操作線向遠(yuǎn)離平衡線的方向偏移，

17、吸收過(guò)程推動(dòng)力增大，設(shè)備費(fèi)用減少。四、 填料層高度計(jì)算氣液相平衡、傳質(zhì)速率和物料衡算相結(jié)合取微元物料衡算求得填料層高度。填料層高度=傳質(zhì)單元高度傳質(zhì)單元數(shù)即 nog氣相總傳質(zhì)單元數(shù)（氣體流經(jīng)一段填料后其組成變化等于該段填料的總的平均推動(dòng)力則為一個(gè)傳質(zhì)單元）hog氣相總傳質(zhì)單元高度（一個(gè)傳質(zhì)單元所對(duì)應(yīng)的填料高度）1 平均推動(dòng)力法（適合平衡線為直線）：對(duì)數(shù)平均推動(dòng)力2 脫吸因數(shù)法（平衡線為直線）： s脫吸因數(shù)，平衡線與操作線斜率之比（mv/l），反映吸收推動(dòng)力的大小。s增大，液氣比減小，吸收推動(dòng)力變小，nog增大氣體吸收中，表示設(shè)備（填料）效能高低的一個(gè)量是傳質(zhì)單元高度，表示傳質(zhì)任務(wù)難易程度的一個(gè)量是傳質(zhì)單元數(shù)。干 燥基本概念和基本原理同一物料，如恒速段的干燥速率增加，則臨界含水量增大，物料平衡水分隨溫度升高而減小。不飽和濕空氣當(dāng)溫度升高時(shí)，濕球溫度升高，絕對(duì)濕度不變，相對(duì)濕度降低，露點(diǎn)不變，比容增大，焓增大。區(qū)除可除水分與不可除水分的分界點(diǎn)是平衡濕含量。恒定干燥條件