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化工原理重要概念和公式


《化工原理》重要概念 化工原理》
第一章 流体流动 质点 含有大量分子的流体微团,其尺寸远小于设备尺寸,但比起分子自由程却 要大得多。 连续性假定 假定流体是由大量质点组成的、彼此间没有间隙、完全充满所占空 间的连续介质。 拉格朗日法 选定一个流体质点 , 对其跟踪观察,描述其运动参数 ( 如位移、 速度等 ) 与时间的关系。 欧拉法 在固定空间位置上观察流体质点的运动

情况,如空间各点的速度、压强、 密度等,即直接描述各有关运动参数在空间各点的分布情况和随时间的变化。 轨线与流线 轨线是同一流体质点在不同时间的位置连线,是拉格朗日法考察的 结果。流线是同一瞬间不同质点在速度方向上的连线,是欧拉法考察的结果。 系统与控制体 系统是采用拉格朗日法考察流体的。控制体是采用欧拉法考察流 体的。 理想流体与实际流体的区别 理想流体粘度为零,而实际流体粘度不为零。 粘性的物理本质 分子间的引力和分子的热运动。通常液体的粘度随温度增加而 减小,因为液体分子间距离较小,以分子间的引力为主。气体的粘度随温度上升 而增大,因为气体分子间距离较大,以分子的热运动为主。 总势能 流体的压强能与位能之和。 可压缩流体与不可压缩流体的区别 可压缩流体与不可压缩流体的区别 流体的密度是否与压强有关。有关的称为可 压缩流体,无关的称为不可压缩流体。 伯努利方程的物理意义 流体流动中的位能、压强能、动能之和保持不变。 平均流速 流体的平均流速是以体积流量相同为原则的。 动能校正因子 实际动能之平均值与平均速度之动能的比值。 均匀分布 同一横截面上流体速度相同。 均匀流段 各流线都是平行的直线并与截面垂直 , 在定态流动条件下该截面上 的流体没有加速度 , 故沿该截面势能分布应服从静力学原理。

层流与湍流的本质区别 是否存在流体速度 u 、压强 p 的脉动性,即是否存在 流体质点的脉动性。 第二章 流体输送机械 管路特性方程 管路对能量的需求,管路所需压头随流量的增加而增加。 输送机械的压头或扬程 流体输送机械向单位重量流体所提供的能量 (J/N) 。 离心泵主要构件 叶轮和蜗壳。 离心泵理论压头的影响因素 离心泵的压头与流量,转速,叶片形状及直径大小 有关。 叶片后弯原因 使泵的效率高。 气缚现象 因泵内流体密度小而产生的压差小,无法吸上液体的现象。 离心泵特性曲线 离心泵的特性曲线指 H e ~ q V ,η~ q V , P a ~ q V 。 离心泵工作点 管路特性方程和泵的特性方程的交点。 离心泵的调节手段 调节出口阀,改变泵的转速。 汽蚀现象 液体在泵的最低压强处 ( 叶轮入口 ) 汽化形成气泡,又在叶轮中因 压强升高而溃灭,造成液体对泵设备的冲击,引起振动和侵蚀的现象。 必需汽蚀余量 (NPSH)r 泵入口处液体具有的动能和压强能之和必须超过饱和蒸 汽压强能多少 类型、 离心泵的选型 ( 类型、型号 ) ①根据泵的工作条件,确定泵的类型;②根据管 路所需的流量、压头,确定泵的型号。 正位移特性 流量由泵决定,与管路特性无关。 往复泵的调节手段 旁路阀、改变泵的转速、冲程。 流量、 离心泵与往复泵的比较 ( 流量、压头 ) 前者流量均匀,随管路特性而变,后者 流量不均匀,不随管路特性而变。前者不易达到高压头,后者可达高压头。前者 流量调节用泵出口阀,无自吸作用,启动时关出口阀;后者流量调节用旁路阀, 有自吸作用,启动时开足管路阀门。 通风机的全压、 动风压 通风机给每立方米气体加入的能量为全压 (Pa=J/m 3 ) , 通风机的全压、 其中动能部分为动风压。

真空泵的主要性能参数 ① 极限真空 ;② 抽气速率。

第三章 液体的搅拌 搅拌目的 均相液体的混合,多相物体 ( 液液,气液,液固 ) 的分散和接触, 强化传热。 搅拌器按工作原理分类 搅拌器按工作原理可分为旋桨式,涡轮式两大类。旋桨 式大流量,低压头;涡轮式小流量,高压头。 混合效果 搅拌器的混合效果可以用调匀度、分隔尺度来度量。 宏观混合 总体流动是大尺度的宏观混合;强烈的湍动或强剪切力场是小尺度的 宏观混合。 微观混合 只有分子扩散才能达到微观混合。总体流动和强剪切力场虽然本身不 是微观混合,但是可以促进微观混合,缩短分子扩散的时间。 搅拌器的两个功能 产生总体流动;同时形成湍动或强剪切力场。 改善搅拌效果的工程措施 改善搅拌效果可采取增加搅拌转速、加挡板、偏心安 装搅拌器、装导流筒等措施。 第四章 流体通过颗粒层的流动 非球形颗粒的当量直径 球形颗粒与实际非球形颗粒在某一方面相等,该球形的 直径为非球形颗粒的当量直径,如体积当量直径、面积当量直径、比表面积当量 直径等。 形状系数 等体积 球形的表面积与非球形颗粒的表面积之比。 分布函数 小于某一直径的颗粒占总量的分率。 频率函数 某一粒径范围内的颗粒占总量的分率与粒径范围之比。 因为颗粒 颗粒群平均直径的基准 颗粒群的平均直径以 比表面积相等 为基准 。 层内流体为爬流流动,流动阻力主要与颗粒表面积的大小有关。 床层比表面 单位床层体积内的颗粒表面积。 床层空隙率 单位床层体积内的空隙体积。 数学模型法的主要步骤 数学模型法的主要步骤有 ①简化物理模型②建立数学 模型③模型检验,实验确定模型参数。 架桥现象 尽管颗粒比网孔小,因相互拥挤而通不过网孔的现象。

过滤常数及影响因素 过滤常数是指 K 、 qe 。 K 与压差、悬浮液浓度、滤饼 比阻、滤液粘度有关; qe 与过滤介质阻力有关。它们在恒压下 才为常数 。 过滤机的生产能力 滤液量与总时间 ( 过滤时间和辅助时间 ) 之比。 最优过滤时间 使生产能力达到最大的过滤时间。 加快过滤速率的途径 ①改变滤饼结构;②改变颗粒聚集状态;③动态过滤。 第五章 颗粒的沉降和流态化 表面曳力、 而阻力是固体壁对 曳力 ( 表面曳力、 形体曳力 ) 曳力是流体对固体的作用力, 流体的力,两者为作用力与反作用力的关系。表面曳力由作用在颗粒表面上的剪 切力引起,形体曳力由作用在颗粒表面上的压强力扣除浮力的部分引起。 ( 自由 ) 沉降速度 颗粒自由沉降过程中 , 曳力、重力、浮力三者达到平衡时 的相对运动速度。 离心分离因数 离心力与重力之比。 旋风分离器主要评价指标 分离效率、压降。 总效率 进入分离器后,除去的颗粒所占比例。 粒级效率 某一直径的颗粒的去除效率。 分割直径 粒级效率为 50% 的颗粒直径。 流化床的特点 混合均匀、传热传质快;压降恒定、与气速无关。 两种流化现象 散式流化和聚式流化。 聚式流化的两种极端情况 腾涌和沟流。 起始流化速度 随着操作气速逐渐增大,颗粒床层从固定床向流化床转变的空床 速度。 带出速度 随着操作气速逐渐增大,流化床内颗粒全被带出的空床速度。 气力输送 利用气体在管内的流动来输送粉粒状固体的方法。 第六章 传热 传热过程的三种基本方式 直接接触式、间壁式、蓄热式。 载热体 为将冷工艺物料加热或热工艺物料冷却,必须用另一种流体供给或取走 热量,此流体称为载热体。用于加热的称为加热剂;用于冷却的称为冷却剂。

三种传热机理的物理本质 传导的物理本质是分子热运动、分子碰撞及自由电子 迁移;对流的物理本质是流动流体载热;热辐射的物理本质是电磁波。 间壁换热传热过程的三个步骤 热量从热流体对流至壁面,经壁内热传导至另一 侧,由壁面对流至冷流体。 导热系数 物质的导热系数与物质的种类、物态、温度、压力有关。 热阻 将传热速率表达成温差推动力除以阻力的形式,该阻力即为热阻。 推动力 高温物体向低温传热,两者的温度差就是推动力。 流动对传热的贡献 流动流体载热。 强制对流传热 在人为造成强制流动条件下的对流传热。 自然对流传热 因温差引起密度差,造成宏观流动条件下的对流传热。自然对流 传热时,加热、冷却面的位置应该是加热面在下,制冷面在上,这样有利于形成 充分的对流流动。 努塞尔数、 努塞尔数、普朗特数的物理意义 努塞尔数的物理意义是对流传热速率与导热传 热速率之比。普朗特数的物理意义是动量扩散系数与热量扩散系数之比,在 α 关联式中表示了物性对传热的贡献。 关联式的定性尺寸、 α 关联式的定性尺寸、定性温度 用于确定关联式中的雷诺数等准数的长度变 量、物性数据的温度。比如,圆管内的强制对流传热,定性尺寸为管径 d 、定 性温度为进出口平均温度。 大容积自然对流的自动模化区 自然对流 α 与高度 l 无关的区域。 液体沸腾的两个必要条件 过热度 tw-ts 、汽化核心。 核状沸腾 汽泡依次产生和脱离加热面,对液体剧烈搅动,使 α 随 Δ t 急剧上 升。 第七章 蒸发

蒸发操作及其目的 蒸发过程的特点 二次蒸汽

溶液沸点升高 疏水器 气液两相流的环状流动区域 加热蒸汽的经济性 蒸发器的生产强度 提高生产强度的途径 提高液体循环速度的意义 节能措施 杜林法则 多效蒸发的效数在技术经济上的限制 第八章 气体吸收 吸收的目的和基本依据 吸收的目的是分离气体混合物,吸收的基本依据是混合 物中各组份在溶剂中的溶解度不同。 主要操作费 溶剂再生费用,溶剂损失费用。 解吸方法 升温、减压、吹气。 选择吸收溶剂的主要依据 溶解度大,选择性高,再生方便,蒸汽压低损失小。 相平衡常数及影响因素 m 、 E 、 H 均随温度上升而增大, E 、 H 与总压无 关, m 反比于总压。 漂流因子 P/P Bm 表示了主体流动对传质的贡献。 ( 气、液 ) 扩散系数的影响因素 气体扩散系数与温度、压力有关;液体扩散系 数与温度、粘度有关。 传质机理 分子扩散、对流传质。 气液相际物质传递步骤 气相对流,相界面溶解,液相对流。 有效膜理论与溶质渗透理论的结果差别 有效膜理论获得的结果为 k ∝ D ,溶 质渗透理论考虑到微元传质的非定态性,获得的结果为 k ∝ D 0.5 。

传质速率方程式 传质速率为浓度差推动力与传质系数的乘积。因工程上浓度有 多种表达,推动力也就有多种形式,传质系数也有多种形式,使用时注意一一对 应。 气相阻力和液相阻力。 mky<<kx 时, 当 传质阻力控制 传质总阻力可分为两部分, 为气相阻力控制;当 mky>>kx 时,为液相阻力控制。 低浓度气体吸收特点 ① G 、 L 为常量, ② 等温过程, ③ 传质系数沿塔高 不变。 建立操作线方程的依据 塔段的物料衡算。 返混 少量流体自身由下游返回至上游的现象。 最小液气比 完成指定分离任务所需塔高为无穷大时的液气比。 NOG 的计算方法 对数平均推动力法,吸收因数法,数值积分法。 第九章 液体精馏 它的基本依据 ( 原理 ) 蒸馏的目的及基本依据 蒸馏的目的是分离液体混合物, 是液体中各组分挥发度的不同。 主要操作费用 塔釜的加热和塔顶的冷却。 双组份汽液平衡自由度 自由度为 2(P 一定, t ~ x 或 y ; t 一定, P ~ x 或 y) ; P 一定后,自由度为 1 。 泡点 泡点指液相混合物加热至出现第一个汽泡时的温度。 露点 露点指气相混合物冷却至出现第一个液滴时的温度。 非理想物系 汽液相平衡关系偏离拉乌尔定律的成为非理想物系。 总压对相对挥发度的影响 压力降低,相对挥发度增加。 平衡蒸馏 连续过程且一级平衡。 简单蒸馏 间歇 过程且瞬时一级平衡。 连续精馏 连续过程且多级平衡。 间歇精馏 时变过程且多级平衡。 特殊精馏 恒沸精馏、萃取精馏等加第三组分改变 α。

实现精馏的必要条件 回流液的逐板下降和蒸汽逐板上升,实现汽液传质、高度 分离。 理论板 离开该板的汽液两相达到相平衡的理想化塔板。 板效率 经过一块塔板之后的实际增浓与理想增浓之比。 恒摩尔流假设及主要条件 在没有加料、出料的情况下,塔段内的汽相或液相摩 尔流率各自不变。组分摩尔汽化热相近,热损失不计,显热差不计。 加料热状态参数 q 值的含义及取值范围 一摩尔加料加热至饱和汽体所需热量 与摩尔汽化潜热之比,表明加料热状态。取值范围: q<0 过热蒸汽, q=0 饱和 蒸汽, 0<q<1 汽液混和物, q=1 饱和液体, q>1 冷液。 建立操作线的依据 塔段物料衡算。 第十章 气液传质设备 板式塔的设计意图 ①气液两相在塔板上充分接触,②总体上气液逆流,提供最 大推动力。 对传质过程最有利的理想流动条件 总体两相逆流,每块板上均匀错流。 三种气液接触状态 鼓泡状态:气量低,气泡数量少,液层清晰。泡沫状态:气 量较大,液体大部分以液膜形式存在于气泡之间,但仍为连续相。喷射状态:气 量很大,液体以液滴形式存在,气相为连续相。 转相点 由泡沫状态转为喷射状态的临界点。 板式塔内主要的非理想流动 液沫夹带、气泡夹带、气体的不均匀流动、液体的 不均匀流动。 板式塔的不正常操作现象 夹带液泛、溢流液泛、漏液。 筛板塔负荷性能图 将筛板塔的可操作范围在汽、液流量图上表示出来。 湿板效率 考虑了液沫夹带影响的塔板效率。 全塔效率 全塔的理论板数与实际板数之比。 操作弹性 上、下操作极限的气体流量之比。 常用塔板类型 筛孔塔板、泡罩塔板、浮阀塔板、舌形塔板、网孔塔板等。 填料的主要特性参数 ①比表面积a,②空隙率 ε,③填料的几何形状。

常用填料类型 拉西环,鲍尔环,弧鞍形填料,矩鞍形填料,阶梯形填料,网体 填料等。 载点 填料塔内随着气速逐渐由小到大,气液两相流动的交互影响开始变得比较 显著时的操作状态为载点。 泛点 气速增大至出现每米填料压降陡增的转折点即为泛点。 最小喷淋密度 保证填料表面润湿、保持一定的传质效果所需的液体速度。 等板高度 HETP 分离效果相当于一块理论板的填料层高度。 填料塔与板式塔的比较 填料塔操作范围小,宜处理不易聚合的清洁物料,不易 中间换热,处理量较小,造价便宜,较宜处理易起泡、腐蚀性、热敏性物料,能 适应真空操作。板式塔适合于要求操作范围大,易聚合或含固体悬浮物,处理量 较大,设计要求比较准确的场合。 第十一章 液液萃取

原理是混合物各组分溶解度的不同。 萃取的目的及原理 目的是分离液液混合物。 溶剂的必要条件 ①与物料中的B组份不完全互溶,②对A组份具有选择性的溶 解度。 临界混溶点 相平衡的两相无限趋近变成一相时的组成所对应的点。 和点 两股流量的平均浓度在相图所对应的点。 差点 和点的流量减去一股流量后剩余的浓度在相图所对应的点。 分配曲线 相平衡的 y A ~x A 曲线。 相应的 S/F 为最小 最小溶剂比 当萃取相达到指定浓度所需理论级为无穷多时, 溶剂比。 选择性系数 β =(y A /y B )/(x A /x B ) 。 操作温度对萃取的影响 温度低, B 、 S 互溶度小,相平衡有利些,但粘度大 等对操作不利,所以要适当选择。 第十二章 其他传质分离方法 溶液结晶操作的基本原理 溶液的过饱和。 造成过饱和度方法 冷却,蒸发浓缩。

晶习 各晶面速率生长不同, 形成不同晶体外形的习性。 溶解度曲线 结晶体与溶液达到相平衡时,溶液浓度随温度的变化曲线。 超溶解度曲线 溶液开始析出结晶的浓度大于溶解度,溶液浓度随温度的变化曲 线为超溶解度曲线,超溶解度曲线在溶解度曲线之上。 溶液结晶的两个阶段 溶液结晶的两个阶段 晶核生成,晶体成长。 晶核的生成方式 初级均相成核,初级非均相成核,二次成核。 再结晶现象 小晶体溶解与大晶体成长同时发生的现象。 有利于成核; 过饱和度 Δ C 小, 过饱和度对结晶速率的影响 过饱和度 Δ C 大, 有利于晶体成长。 吸附现象 流体中的吸附质借助于范德华力而富集于吸附剂固体表面的现象。 物理吸附与化学吸附的区别 物理吸附靠吸附剂与吸附质之间的范德华力,吸附 热较小;化学吸附靠吸附剂与吸附质之间的化学键合,吸附热较大。 吸附分离的基本原理 吸附剂对流体中各组分选择性的吸附。 常用的吸附解吸循环 变温吸附,变压吸附,变浓度吸附,置换吸附。 常用吸附剂 活性炭,硅胶,活性氧化铝,活性土,沸石分子筛,吸附树脂等。 吸附等温线 在一定的温度下,吸附相平衡浓度随流体相浓度变化的曲线。 传质内扩散的四种类型 分子扩散,努森扩散,表面扩散,固体 ( 晶体 ) 扩散。 负荷曲线 固定床吸附器中,固体相浓度随距离的变化曲线称为负荷曲线。 浓度波 固定床吸附器中,流体相浓度随距离的变化曲线称为浓度波。 透过曲线 吸附器出口流体相浓度随时间的变化称为透过曲线。 第十四章 固体干燥 物料去湿的常用方法 机械去湿、吸附或抽真空去湿、供热干燥等。 对流干燥过程的特点 热质同时传递。 主要操作费用 空气预热、中间加热。

t as 与 t W 在物理含义上的差别 t as 由热量衡算导出,属于静力学问题; t W 是传热传质速率均衡的结果,属于动力学问题。 改变湿空气温度、 改变湿空气温度、湿度的工程措施 加热、冷却可以改变湿空气温度;喷水可以 增加湿空气的湿度,也可以降低湿空气的湿度,比如喷的是冷水,使湿空气中的 水分析出。 平衡蒸汽压曲线 物料平衡含水量与空气相对湿度的关系曲线。 结合水与非结合水 平衡水蒸汽压开始小于饱和蒸汽压的含水量为结合水,超出 部分为非结合水。 平衡含水量 指定空气条件下,物料被干燥的极限为平衡含水量。 自由含水量 物料含水超出平衡含水量的那部分为自由含水量。 临界含水量及其影响因素 在恒定的空气条件下,干燥速率由恒速段向降速段转 折的对应含水量为临界含水量 Xc 。它与物料本身性质、结构、分散程度、干燥 介质( u 、 t 、 H )有关。 干燥速率对产品性质的影响 干燥速率太大会引起物料表面结壳,收缩变形,开 裂等等。 连续干燥过程的特点 干燥过程可分为三个阶段,预热段、表面汽化段、升温段。 热效率 热效率 η 等于汽化水分、物料升温需热 / 供热。 理想干燥过程的条件 ①预热段、升温段、热损失忽略不计;②水分都在表面汽 化段除去。 提高热效率的措施 提高进口气温 t 1 ,降低出口气温 t 2 ,采用中间加热, 废气再循环。

《化工原理》重要公式 化工原理》
第一章 流体流动
牛顿粘性定律

τ =?
p1

du dy p2 + z2 g

静力学方程

ρ

+ z1 g =

ρ

机械能守恒式

p1

ρ

+ z1 g +

2 u1 p u2 + he = 2 + z 2 g + 2 + h f 2 2 ρ

动量守恒

ΣFX = qm ( u2 X ? u1 X )
Re =

雷诺数

duρ

?

=

dG

?
? u ? qV hf ∞ ? ∞ ? d d

阻力损失

l u2 hf = λ d 2

层流

λ=

64 Re



hf =

32 ?ul ρd 2

局部阻力

hf = ζ
de =

u2 2

当量直径

4A Π

孔板流量计

qV = C 0 A0

2 ?P

ρ



? P = R( ρ i ? ρ ) g

第二章 流体输送机械

管路特性

l +ζ ) ?p 2 d He = qV + ?z + Σ 2 4 ρg π d g 8(λ
Pe = ρgqV H e

泵的有效功率

泵效率

η=

Pe Pa

最大允许安装高度

[H g ] =

p0 pV ? ? ΣH f 0?1 ? [( NPSH ) r + 0.5] ρg ρg

风机全压换算

p'T = pT

ρ' ρ

第四章 流体通过颗粒层的流动
物料衡算: 三个去向: 滤液 V ,滤饼中固体 V饼 1 ? ε) ,滤饼中液体 V饼 ε ( 过滤速率基本方程

dV KA 2 = dτ 2(V + Ve ) V 2 + VVe = KA2 τ 2



其中

K=

2 ?P 1? S r0φ?

恒速过滤

恒压过滤

V 2 + 2VVe = KA2τ
Q= V Στ

生产能力

回转真空过滤

q= K

?
n

+ qe2 ? qe

板框压滤机洗涤时间( qe = 0 , S = 0 )

τW =

?P ?W 8VW τ ?PW ? V

第五章 颗粒的沉降和流态化
斯托克斯沉降公式

ut =

2 d p (ρ p ? ρ )g

18 ?



Re p < 2

重力降尘室生产能力

qV = A底 ut

除尘效率

η=

C 进 ? C出 C进
m (ρ p ? ρ )g Aρ p

流化床压降

?P =

第六章 传热
傅立叶定律

q = ?λ

dt dn

牛顿冷却定律

q = α (T ? TW )
Nu =

努塞尔数

αl λ
C p?

普朗特数

Pr =

λ λ α = 0.023 Re 0.8 Pr b
d
受热 b=0.4,冷却 b=0.3

圆管内强制湍流

传热系数

K1 =

1 1

α1
传热基本方程式

+ R1 +

d δd 1 + R2 + 1 λd m α 2d 2

Q = KA?t m

?t m =

? t1 ? ? t 2 ?t ln 1 ?t 2


热量衡算式

Q = qm 1C p1 (T1 ? T2 ) = qm 2C p 2 ( t1 ? t 2 )

Q = qm1r

第七章 蒸发
蒸发水量

W = F (1 ?

w0 ) w

热量衡算 传热速率 溶液沸点

Q = Dr0 = FC 0 ( t ? t 0 ) + Wr + Q损 Q = KA(T ? t ) t = t0 + ?

第八章 气体吸收
亨利定律

p e = Ex , pe = HC ; 相平衡 J A = ? D AB dC A dz

y e = mx

费克定律

传递速率

N A = J A + Nx A ;

NA =

D CM (C ? C A 2 ) δ C Bm A1

C Bm =

C B 2 ? C B1 C ln B 2 C B1

对流传质

N A = k g ( p ? p i ) = k L (C i ? C ) = k y ( y ? y i ) = k x ( x i ? x )

总传质系数

Ky =

1 1 m + ky kx

传质速率方程式

N A = K y ( y ? ye ) = K x ( xe ? x) H = H OG N OG = G y 1 dy G y1 ? y 2 ∫y 2 y ? y e = K y a ? y m K ya

吸收过程基本方程式

对数平均推动力

?y m =

( y1 ? mx 1 ) ? ( y 2 ? mx 2 ) y ? mx 1 ln 1 y 2 ? mx 2

吸收因数法

N OG =

1 mG y1 ? mx 2 mG ln[(1 ? ) ] + mG L y 2 ? mx 2 L 1? L

最小液气比

y ? y2 L ( ) min = 1 G x1e ? x 2

物料衡算式

G ( y1 ? y 2 ) = L( x1 ? x 2 )

第九章 液体精馏
相平衡常数

KA =

yA xA

相平衡方程 物料衡算

y=

αx 1 + (α ? 1) x

F = D +W Fx f = Dx D + WxW

轻组分回收率

ηA =

Dx D Fx f

默弗里板效率

E mV =

y n ? y n+1 y * n ? y n +1

q 线方程
塔内气液流率

y=

xf q x? q?1 q?1

L = L + qF = RD + qF V = V ? (1 ? q )F = ( R + 1) D ? (1 ? q )F

精馏段操作方程

y=

x R x+ D R+1 R+1

提馏段操作方程

y=

L V

x?

WxW V

最小回流比

Rmin =

x D ? ye ye ? x e
ln( x D 1 ? xW ) 1 ? x D xW ln α

芬斯克方程

N min =

第十章 气液传质设备
全塔效率

ET =

N T (不含釜 ) N 实际

填料塔高度

H = N T HETP

第十一章 液液萃取
分配系数

kA =

yA xA

选择性系数

β=

0 yA / xA y 0 /(1 ? y A ) A = 0 yB / xB x A /(1 ? x 0 ) A

单级萃取

F + S = R + E ; Fx fA + Sz A = Rx A + Ey A ; Sz S = Rx S + Ey S

第十二章 其他传质分离方法
总物料衡算式

τ B u(c1 ? c2 ) = ( L ? 0.5 L0 ) ρ B ( x1 ? x2 )
L0 = H of N of = u K f aB

传质区计算式



CS

CB

dc c ? ce

第十三章 热、质同时传递的过程
湿度

H=

M水

p水汽

M 空气 p ? p水汽

= 0.622

p水汽 p ? p水汽

相对湿度

?=

p水汽 pS

当 pS < p ;

?=

p水汽 p

当 pS > p



I = (1.01 + 1.88 H )t + 2500 H vH = ( 22.4 22.4 t + 273 H) + 29 18 273 kH rW ( H W ? H )

比容

湿球温度

tW = t ?

α

绝热饱和温度

t aS = t ?

raS ( H aS ? H ) CH

路易斯规则

空气-水系统

α
kH

= 1.09kJ / kg ℃ ≈ c pH ,

t aS ≈ tW

第十四章 固体干燥
干燥速率

NA = ?

G C dX A dτ

恒速段速率

N A = k H ( HW ? H ) =

α
rW

( t ? tW )

间隙干燥

恒速段时间:

τ1 =

GC ( X 1 ? X C ) AN A

降 速 段 时 间 :

τ2 =

GC X ?X* ln C AK X X2 ? X *

( 近 似 处 理

N A = K X ( X ? X *) )
连续干燥 物料衡算 热量衡算

W = GC ( X 1 ? X 2 ) = V ( H 2 ? H 1 ) Q + Q补 = Q1 + Q 2 + Q 3 + Q损 ; 预热器 Q = V ( I 1 ? I 0 ) ;理想干燥

I 2 = I1

热效率

η=

Q1 + Q 2 ; Q + Q补

当 Q补 = 0,Q损 = 0 时

η=

t1 ? t 2 t1 ? t 0


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