《化工原理》公式總結(jié)

1、第一章 流 體 流 動 與 輸 送 機(jī) 械1.2.3.4.流體靜力學(xué)基本方程： p2 p0 gh 雙液位 U型壓差計的指示 : p1 p2 Rg( 1 2)1 2 p11 2 p2z2g u22 2 21 2 p11 2 p2+u1z2 g u2Wf +2 122 2 f伯努力方程：2z1g 2u1實際流體機(jī)械能衡算方程：z1g5. 雷諾數(shù)： Re du 64l u26. 范寧公式： Wf l ud27. 哈根- 泊謖葉方程：32 lud232 lu p f2dpf8. 局部 阻力 計 算：流 道突 然擴(kuò) 大 ：1 AA12 流產(chǎn) 突然 縮小 ：0.5 1 A1A21 xwA xwBmABxw

2、n 液體混合物中個組混合液體密度的計算： 分得密度， Kg/m3,x- 液體混合物中各組分的質(zhì)量分?jǐn)?shù)。真空度 =大氣壓強(qiáng) - 絕對壓強(qiáng)10.110.0 。表壓強(qiáng) =絕對壓強(qiáng) - 大氣壓強(qiáng)11. 體積流量和質(zhì)量流量的關(guān)系：整個管橫截面上的平均流速： 截面積， m2 流量與流速的關(guān)系： G ws vs 質(zhì)量流量： A Aws=vs m 3/s kg/sVsA A- 與流動方向垂直管道的橫G 的單位為： kg/(m 2.s)12. 一般圓形管道內(nèi)徑： d4vs13. 管 內(nèi) 定 態(tài) 流 動 的 連 續(xù) 性 方 程 ： ws1A1 12A2 2 A 常數(shù)表示在定態(tài)流動系統(tǒng)中，流體流經(jīng)各截面的質(zhì)量流量不

3、變，而流速 u 隨管道截面積 A 及流體的密度 而變化。 對于不可壓縮流體的連續(xù)性方程： vs 1A1 2A2 . A 常數(shù) 體積流量一定時流速與管徑的平方成反比： 1 d1 22 d214.牛頓黏性定律表達(dá)式：ddyu 為液體的黏度 1Pa.s=1000cP15 平板上邊界層的厚度可用下式進(jìn)行評估：4.64 0.376 對于滯留邊界層 xRe0x.5湍流邊界層 x Rex0.2usxp 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 Rex ， us 為主流區(qū)的流 速16 對于滯留流動， 穩(wěn)定段長度 x。與圓管直徑 d 及雷諾數(shù) Re的關(guān)系： x0 0.0575 Re d式中

4、Re du ,u為管截面的平均流速 。17. 流體在光滑管中做湍流流動，滯留內(nèi)層厚度可用下式估算，即：b 61.5 d Re78 式中系數(shù)在不同的文獻(xiàn)中會有所不同，主要是因公式推導(dǎo)過程中，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) u0.81 時，系數(shù)為 61.5.u max18. 湍流時，在不同的 Re 值 范圍內(nèi)，對不同的管材， 的表達(dá)式不 相同：光滑管：A：柏拉修斯公式：0.310.6254 適用范圍 Re=3000100000Re0.25B: 顧毓珍等公式：0.0056 0.500.302 適用范圍 Re=30001*106Re0.32粗糙管dA: 柯

5、爾不魯克公式： 1 2lg d 1.14 2lg(1 9.35 ) 上式適用于B：尼庫拉則與卡門公式：d1 2lg d 1.14 上式適用于 0.005 Re0.005Re19. r H 水力半徑的定義是流體在管道里的流通截面 A 與潤濕邊長 之 rH A比，即 ; H 對于圓形管子 d=4r H20 對于流體流經(jīng)直徑不變的管路時，如果把局部阻力都按照當(dāng)量長度2l le u2的概念來表示，則管路的總能量損失為： hf l d l u2 h f 的單位 J/kg21. 測速管又稱皮托管ur C 2 h u r- 流體在測量點(diǎn)處的局部流速。 h- 測量點(diǎn)處 沖壓能與靜壓能之差對于標(biāo)準(zhǔn)的測速管，C=

6、1：通常取 C=0.98122. 孔 板 流 量 計u0 C2(pa pb)VsA0u0C0A02(papb)ws A0u0 C0 2 (pa pb)式中的( Pa-Pb)可由孔板前后測壓口所連接的壓力差計測得。 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Vs CvA0 2(pa pb) Cv- 流量系數(shù) 實驗測定或從儀表手冊中查的 A 0 喉管的截面積， m224.轉(zhuǎn)子流量計 Vs CRAR 2(p1 p2) CRAR 2gVfA( f ) A R- 轉(zhuǎn)子與 玻璃管的環(huán)形截面積 CR轉(zhuǎn)子流量計的流量系數(shù) V f 、Af 、f 分別為轉(zhuǎn)

7、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、機(jī)械 m、水力 h損失 總效率： = vmh軸功率： N Ne Ne HQ g 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 來計量： N 1Q0H226. 離心泵轉(zhuǎn)速的影響： Q1n1H1(n1)2N1(n1)3Q2n2H 2n2N2n2Q1、H1、N1轉(zhuǎn)速為 n1 時泵的性能Q2、H2、N2轉(zhuǎn)速為 n2 時泵的性能Q 27.離心泵葉輪直徑的影響： QQ DD2 HH (DD2)2NN (DD2)3Q、 H、 N =葉輪直徑

8、為 D 時泵的性能Q、 H 、 N =葉輪直徑為 D時泵的性能28. 離心泵的氣蝕余量 ,m： NPSH p1 pv u1 pv-操作溫度下液體 g g 2g的飽和蒸汽壓 ,pa29. 臨界氣蝕余量， m：(NPSH)c p1, min pv u1 uk Hf,1 k 1-k 截 g 2g 2g面30. 離心泵的允許吸上真空度， m液柱： H pa p1 pa-大氣壓強(qiáng)， pa sgp1- 泵吸入口處允許的最低絕對壓強(qiáng)， pa測定允許吸上真空度 Hs 實驗是在大氣壓為 98.1Kpa(10mH 2O)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的允許吸上真空度

9、， m液柱H - 實驗條件下輸送水時的允許吸上真空度， 即在水泵性能表上查的 s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-實驗條件下大氣壓強(qiáng)， mH2O0.24-20下水的飽和蒸汽壓， mH2O 1000-實驗溫度下水的密度， 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 H 與氣蝕余量的關(guān)系為：s32. 離心泵的允許安裝(吸上)高度：Hg p0 p1 u12 Hf ,0 1Hg-泵的允許安裝高度， m；g 2g gHf ，0-1 -液體流經(jīng)吸入管路的壓頭損 失，m；P1-

10、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： Hg pa pv ( NPSH )r Hf,0 1g2 若已知離心泵的允許吸上真空度則： Hg H u12 Hf ,0 1s 2g 離心泵的實際安裝高度應(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，兩臺并聯(lián)泵的流量等于單臺泵的兩倍；而兩臺泵串聯(lián) 操作的總壓頭必低于單臺泵壓頭的兩倍 第二章 非均相物系分離1. 恒壓過濾k1 對于一定的懸浮液，若 、r及 v 皆可視為常數(shù)，則令 k rv k-表

11、征過濾物料特性的常數(shù)， m4/(N*s) 恒 壓 過 濾 方 程 (V Ve)2 KA2( e)Ve2 KA2 eV 2 2VVe KA2 K 2k p1 s -過濾時間， s； K- 過濾常熟， m2/s q-介質(zhì)常數(shù)， m3/m2 當(dāng)過濾介質(zhì)阻力可以忽略時， Ve=0，e=0 ，則恒壓過濾方程可簡化為： V 2 KA 2 令 q V /A ， qe Ve/A 則此 方程為 ： (q qe)2 K( e) qe2 K e q2 2qeq k q2 K3 6Vp2. 非球形顆粒當(dāng)量直徑的計算de 3 d e- 體積當(dāng)量直徑， mVp- 非球形顆粒的實際體積， m33. 形狀系數(shù)又稱球形度， 他

12、表征顆粒的形狀與球形的差異情況。 s ssp s - 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， m2Sp- 顆粒的表面積， m24. 對于非球形顆粒，通常選用體積當(dāng)量直徑和形狀系數(shù)來表征顆粒的3Vp 6 de Sp de2 / s體積、表面積、比表面積：sde5.等速階段 中顆 粒 相對 于流體 的運(yùn) 動 速度 ut 稱 為 沉降 速度。ut4gd( s )-阻力系數(shù)t - 顆粒的自由沉降速度， m/sd- 顆粒直徑， m, s- 分別為流體和顆粒的密度， kg/m3dut6.滯流區(qū)或斯托克斯定律區(qū) (10-4Ret1) 其中 Ret-流體的黏度， pa.s3 18.5 過

13、渡區(qū)或艾倫定律區(qū)( 1Ret 103) Ret0.6 湍流區(qū)或牛頓定律區(qū)( 103Ret 10000,0.7Pr60。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 l 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，0.8 1 0.14即;Nu 0.027 Re0.8 Pr 3( )0.14令 ( w) ( 考 慮 熱 流 方 向 的 校 正 項 ) 則Nu 0.027Re0.8 Pr 3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

14、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渡流 :當(dāng) Re=230010000 時，對流傳熱系數(shù)可先用湍流時的公式計算，然后 把算得的結(jié)果乘以校正系數(shù) ，即得到過渡流下的對流傳熱系數(shù)。56 105Re1.8流體在彎管內(nèi)作強(qiáng)制對流： 1 1.77 dR-彎管中的對流傳熱系數(shù)， W/(m2* )-直管中的對流傳熱系數(shù)， W/(m 2* )R-彎管軸的彎曲半徑， m流體在非圓形管中作強(qiáng)制對流： 此時，仍可采用上述各關(guān)聯(lián)式，只要將管內(nèi)

15、徑改為當(dāng)量直徑即可。例22 如，在套管換熱器環(huán)形截面內(nèi)傳熱當(dāng)量直徑為： de d1 d22d2 d1、d2- 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 驗 ， 可 得 關(guān) 聯(lián) 式 為 ： 0.53 10.02d dd1 Re0.8 Pr 3應(yīng)用范圍 Re=12000220000,dd21 1.65 17特征尺寸 流動當(dāng)量直徑 de 定性溫度 流體進(jìn)、出溫度的算術(shù)平均值。10. 熱平衡方程： Q Whr cph(Ts T2 ) Wccpc(t2 t1) 無相變時： Q Whcph(T1 T2) Wccpc(t2 t1) ，若為飽和蒸氣冷凝：Q Whr Wcc

16、pc (t2 t1)Q-熱換器的熱負(fù)荷， kJ/h 或 W； W-流體的質(zhì)量流量， kg/h c p- 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)流體及平均對流傳熱系數(shù)， W/(m2* )12. 考慮熱阻的總傳熱系數(shù)方程：1

17、 1 b Koododmi diRsi ddoi變溫傳熱時的平均溫度差總傳熱速率方程：Q KS t2t1 KS tmQ KS ln tt21Rso 、Rsi - 管壁外內(nèi)側(cè)表面上的污垢熱阻13. 恒溫傳熱時的平均溫度差總傳熱速率方程： Q KS t的計算方程：14.qm1cp1ln T1 t2T2 t1兩流體在換熱器中逆流不發(fā)生相變KAqm1cp1115.qm2cp2兩流體在換熱器中并流不發(fā)生相變的計算方程：lnT1 t1T2 t2KA 1 qm1cp1 qm1cp1qm2cp216. 兩流體在換熱器 中以飽和 蒸氣加 熱冷流體 的計 算方 程：T t1KAln 1T t2 qm2cp217.

18、 有機(jī)化合物水溶液的導(dǎo)熱系數(shù)的估算式： m 0.9 ai i 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： m ai i 常壓下氣體混合物的導(dǎo)熱系數(shù)可用下式估算：1yiMi 3y-氣體混合物中組分的摩爾分?jǐn)?shù)M- 組分的more 質(zhì)量， kg/kmol18. 保溫層的最大臨界直徑： dc 2-對流傳熱系數(shù)， w/(m 2* ) - 保溫材料的 導(dǎo)熱系數(shù)， w/(m* )19. 若傳熱面為平壁或薄管壁時， di 、do、dm 相等或近似相等， 則1 1 Rsi b Rso 1K i si so o 在忽略管壁熱阻和污垢熱阻，則 1 1 1 K i oS K 1 t2 K 2 t1

19、S ln KK12 tt21w/(m 2* ) ；20. 總傳熱系數(shù) K 不為常數(shù)時的傳熱計算：21. 若 K 隨溫度呈線性變化時，使用下式計算：K1、K2- 分別為換熱器兩端處局部總傳熱系數(shù)，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，換熱器可分段計算，將每段的 K視為常量，則對每一段n的 總 傳 熱 速 率 方 程 可 寫 為 ： Q Kj( tm)j SjQQj或j1nQj1Kj( tm) j式中 n 為分段數(shù)，下標(biāo) j 為任一段的序號。若 K 隨溫度變化較大時，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：Q Wccpc t

20、1 K(Tdt t)QWhcph T1 K(dTT t)22.流體在管束外強(qiáng)制垂直流動管子的排列方方式分為正三角形、轉(zhuǎn)角正三角形、正方形及轉(zhuǎn)角正方形。流體在管束外流過時，平均對流傳熱系數(shù)可用下式計算：正三角形、轉(zhuǎn)角正方形)(轉(zhuǎn)角正三角形、正方形)流速取流體通過每排管子中最狹窄通道處的速度Nu 0.33Re0.6 Pr0.33 Nu 0.26Re0.6 Pr0.33 應(yīng)用范圍 Re3000 特征尺寸 管外徑 do ， 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，殼方流體的對流傳熱系數(shù)的關(guān)聯(lián)式：0.8dou doNu 0.23 Re0.

21、8 Pr 3 或 0.23Re=320000 管外徑 do ，流速取流體通過每排管子中最狹窄通道處的速度 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 Nu 0.36Re0.55 Pr 3 或0.36de deuocpwA:多諾呼法 應(yīng)用范圍 特征尺寸 定性溫度0.14應(yīng)用范圍 Re=20001000000特征尺寸 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)流體流過管間最大截面積 A 計算的，即 A hD1 dto h-兩擋板間的距離， m;若管子為正方形排列，則D- 換熱器外殼內(nèi)徑， m4 t2do24odo若管子為正三

22、角排列，則 t- 相鄰兩管之中心距， m; 24.自然對流 Nu=c(GrPr) n c、 25.計算蒸汽在垂直管外或平板測冷凝時 r 2g 3 14 0.943( L t ) 4 取垂直管或板的高度。t2 do22 4 odo do-管外徑， mn 由實驗測出，見課本上p247的努塞爾特理論公式： r 2g 3 14 修正后1.13(r Lgt ) 4特征尺寸定性溫度 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 tm (tw L- 垂直管或板的高度， m； -冷凝液的密度， kg/m3 r-飽和蒸汽的冷凝熱， kJ/Kg下的值。- 冷凝液的導(dǎo)熱系數(shù)， w/(m. ) -

23、冷凝液的黏度， kg/(m.s)t- 飽和蒸汽的溫度 t s和壁面溫度 t w之差，g 3 sinr 2g 單位蒸氣消耗量： e W r ，此時原料液由預(yù)熱器加熱至沸點(diǎn)后 Dr sin 14若為斜壁 ; 0.943( L t ) 進(jìn)料，且不計熱損失， r 為加熱時的蒸氣汽化潛熱 r 為二次蒸氣 -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：r 2g 3 140.725( do t ) 4 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

24、 ， 可用 巴 杰 爾 關(guān) 聯(lián) 式 計 算， 2g 3 13 0.40.0077( g2 ) 3 Re0.4)14r 2g 3 若蒸汽在水平管束外冷凝， 凱恩推薦用下式計算：0.725( r2 gn 3 do tn-水平管束在垂直列上的管束對于管殼式換熱器，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：nmn n2 nZ0.75 0.75 0.75n1 n2 nZ25.壁溫的估算：首先在 ti 和 to 之間假設(shè)壁溫 tw 值，用以計算兩流體的對流傳熱系數(shù) i 和 o；然后核算所設(shè) tw是否正確。核算的方法是：根據(jù)算出的i、 o 及污垢熱阻，用下列近似關(guān)系

25、核算 :由此算出 tw 值應(yīng)與原來假設(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)計算蒸發(fā)水量的計算： Fx0 (F W)x1 Lx1水的蒸發(fā)量： W F(1 x0 )x1W-單位時間內(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. 完成時的溶液濃度： x F0FW的汽化潛熱。e- 蒸發(fā) 1kg 水分時，加熱蒸汽的消耗量，稱為單位蒸汽耗量，kg/kg4. 傳熱面積： SoQ ，Ko tmSo- 蒸發(fā)器的傳熱外表面積， m2; K o- 基于外表面積的總傳熱系數(shù)，2 kW/(m2* )tm - 平

26、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： Q D(H hw) Dr ， tm T t ，T為加熱蒸氣的溫度，； t 1 為操作條件下的溶液沸點(diǎn)，。5. 蒸發(fā)器的生產(chǎn)能力： Q KA(T t1)6. 蒸發(fā)器的生產(chǎn)強(qiáng)度(蒸發(fā)強(qiáng)度) ： E WQ7. 有時蒸發(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)缺乏實驗數(shù)據(jù)時，可以用下式估算： f aa - 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)，無量綱。其經(jīng)驗計算式為：20.0162(T 273)

27、2r T - 操作壓強(qiáng)下二次蒸汽的溫度，； r -操作壓強(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算式往往以液層中部的平均壓強(qiáng) 強(qiáng)為： pm p 2gl Pm-液層中部的平均壓強(qiáng)， pa;pm 及相應(yīng)的沸點(diǎn) tpm 為準(zhǔn)，中部壓 p -液面壓強(qiáng)，即二次蒸汽的壓強(qiáng)，pa;-液體密度， kg/m 3；l -液層深度， m溫差損失為： tpm T tpm-與平均壓強(qiáng) pm 相對應(yīng)的純水的沸點(diǎn)， T -與二次蒸汽壓強(qiáng) p相對應(yīng)的純水的沸點(diǎn)，即二次蒸汽溫度，10. 由于管路中流動阻力而引起的溫度差損失11. 一般根據(jù)實踐經(jīng)驗取效間(指多效)的m n 為 1，多效系統(tǒng)

28、中末效或單效蒸發(fā)器至冷凝器的 n k 為 11.5 12. 溶液的總溫差損失為各種溫差損失之和 ; 溶液的沸點(diǎn)為： t T 有效溫差為： t T t t-溶液的沸點(diǎn)， 差，T - 二次蒸汽的溫度，13.加熱蒸汽消耗量或 t T (Tk)T- 加熱蒸汽的溫度，t -有效溫A: 溶液濃縮熱不可忽略時： D D- 加熱蒸汽的消耗量， kg/h h0-原料液的焓， kJ/kgh1-完成液的焓， kJ/kgWH (F W)h1 Fh 0 QLH hwH- 加熱蒸汽的焓， kJ/kgH - 二次蒸汽的焓， kJ/kg hw-冷凝水的焓， kJ/kgTk -冷凝器中二次蒸汽的溫度，QL-熱損失， kJ/h

29、若加熱蒸汽的冷凝液在蒸汽的飽和溫度下排除，則D WH (F W)h1 Fh 0 QLrH-h w=r r-加熱蒸汽的汽化熱， kJ/kgB:溶液的濃縮熱可以忽略時： 計算溶液的比熱容的經(jīng)驗式 ;cp cpw(1 x) cpBxCp-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* )D Wr Fcp0(t1 t0) QLr- 加熱蒸汽的汽化熱， kJ/kgrr -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，上式可簡化為： D Wrr14. 基于傳熱外表面積的總傳熱系數(shù) Ko-對流傳熱系數(shù)

30、， w/(m 2*)； d-管徑，m; Rs-垢層熱阻，m2*/W b-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： Fx0 (F W)xn 而 W W1 W 2 Wn對于任一效 i 作溶質(zhì)的衡算Fx0 (F W1 W 2 . Wi)xi i2對并聯(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 C 2 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 數(shù) 和 摩 爾 分 數(shù)

31、間 的 換 算 關(guān) 系 為 ：aAxAMA 或 aAaAaBMA MB3. 烏拉爾定律： pA pAxA ， P- 溶液上方組分的平衡分壓， 蒸汽壓， pa4.xAMAxAM A xBMBpA pB0(1 xA)pa； p - 在溶液溫度下純組分的飽和5.6.7.8.p pA pB 道爾頓分定律： 組分分壓與組成關(guān)系：pA o 泡點(diǎn)方程： xA po pBo ， pA pB 純組分的飽和蒸汽壓 程 ; lg p0 A t BC pA揮發(fā)度： v AxA雙組分理想體系氣液平衡時， 系統(tǒng)總壓、 0pyA pAxA，露點(diǎn)方程：p0 和 溫 度pBBxB0vB pByA0pB pyB pB xBoop

32、A p pBoop pA pB的關(guān) 系 安 托因 方對于理想溶液，因符合拉烏0 vA pA 爾定律，則有 習(xí)慣上將溶液中易揮發(fā)組分的揮發(fā)度對難揮發(fā)組分的揮發(fā)度之比，稱 為 相 對 揮 發(fā) 度 ， 以 表 示 :pAA xA ， 或BpByB xAxByA xB0p0A （理想溶液 ）pB9.氣液平衡方程： y 1 ( x 1)x10. 非理想溶液的平衡分壓可用修正的拉烏爾定律表示，即： pA p0AxA ApB p0BxB B- 組分的活性系數(shù)當(dāng)總壓不高時，氣相為理想氣體，則平衡氣相組成為：yA p0APxA A11. 全塔物料衡算： F D W ，(易揮發(fā)組分) Fx F Dy Wx F、D

33、、 W-分別為原料液、氣相與液相產(chǎn)品流量， kmol/h xF、y、x- 分別為原料液、氣相與液相產(chǎn)品組成，摩爾分?jǐn)?shù)qxF若令 W/F=q,則 D/F=1-q ，那么 y q 1x q 1(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 Fcp(T tF)原料液流量，kmol/h 或 kmol/sQ-加熱器的熱負(fù)荷， kJ/h 或 kW; F- cp- 原料液平均比熱容， kJ/(kmol. ) ； t F- 原料液的溫度，T-通過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，此時物料放出的顯熱等于部分汽化所 需的汽化熱，即Fcp(T Te) (

34、1 q)Frte-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T te (1 q) crpFxF DxD WxW12. 全塔物料衡算 F D W 塔頂易揮發(fā)組分回收率 = DFxxFD 100% 塔底難揮發(fā)組分的回收率 =W(1 xW) 100%F(1 xF ) 餾出液采出率： D xF xW F xD xW 釜液采出率： W xD xF F xD xW13.14.15.精餾段操作線方程： V L D，Vyn 1 Lxn DxD，yn 1 VL xn VD xD令R D （回流比），則 yn 1 R 1xn R 1xD16. 提餾段操作線方程： 總物料衡算：

35、 L V W ，易揮發(fā)組分的物料 衡算： Lxm Vym 1 WxwLW xm即ym 1 L W xmL W xWxm- 提餾段第 m層板下降液體中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)ym 1- 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 H hF飽和蒸氣的焓 原料的焓 每摩爾原料汽化為飽和 蒸氣所需的熱量q H h 飽和蒸氣的焓 飽和流體的焓 原料的摩爾汽化潛熱q- 進(jìn)料熱狀況參數(shù)則提餾段操作線方程：yL qF xym 1 L qF W xmWL qF W進(jìn)料熱狀況進(jìn)料的焓 I Fq值冷液體I F1+飽和液體I F=I L1氣液混合物I LI FI V0qI V0+17. q 線方程（進(jìn)料方程）y

36、 q x q1xFq1xBlg xA18. 芬斯克方程： Nmin 1xB DxA W （通式）lg mxDN 1 lg 1 xDN min11 xWxWlg m（兩組分溶液）Nmin- 全回流時最少理論板層數(shù)（不包括再沸器）m- 全塔平均相對揮發(fā)度， 當(dāng) 變化不大時， 可取塔頂?shù)暮退椎?的幾 何平均值19. 簡單蒸餾 若蒸餾的溶液為理想溶液，則lnWF11 ln xx12 ln11 xx21-相對揮發(fā)度若 x-y 的平衡關(guān)系為直線， y=mx+b 則ln (m 1)x1 b(m 1)x2 b20. 逐板計算法 平衡方程求得 x1.若塔頂采用全凝器 然后用精餾段方程 yln F 1W m 1

37、則 y1=xD=已知值 可由 y1 用氣液 R1xnR1僅指飽和液體進(jìn)料情況)說明第n-1)1DR 1求得 y2，n 層理論版為加料xD直到計算到 xnxF 板，因此精餾段所需理論板層數(shù)為(x1 xn 已知值y2，故可用提餾段操作線方程求 2 ，即W提餾段yL qF x xym 1 L qF W xm L qF W xw 然后利用平衡方程求x2，直到xm xwm w 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。對提餾段進(jìn)行修正V0- 直接加熱蒸汽的流量， kmol/h ； y 0

38、- 加熱蒸汽中易揮發(fā)組分的摩 爾分?jǐn)?shù)，一般 y0=0R L LD022. 全回流時的回流比：23. 最小回流比的計算RxD yqRminA：作圖法讀 q 線與平衡線的交點(diǎn)( xq、 yq)yq xqRmin1 1 xxD(11 xxD)B： 解析法1 xq1 xqR 1 xD(1 xD )飽和液體進(jìn)料時， xq=xF, 故 min 1 xF 1 xFR 1 xD 1 xD 1飽和蒸汽進(jìn)料時， yq=yF, 故 min 1 yF 1 yF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) EMyn

39、 yn 1xn 1 xnEMV * EML * yn yn 1xn 1 xn 通常由實驗測定EMV- 氣相默弗里效率；EML- 液相默弗里效率；* ynxn- 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)NT E T 100% 全塔效率 N pE- 全塔效率， %； N T- 理論板層數(shù)； N p- 實際板層數(shù)25. 精餾塔塔徑計算D-精餾塔內(nèi)徑， m; u- 空塔速度， m/s； V s- 塔內(nèi)上升蒸汽的體積 流量， m3/s 精餾段 Vs 的計算若精餾塔操作壓強(qiáng)較低時，氣體可視為理想氣體混合物，則 V 22.4TP0Vs 3600T0PV- 精餾段千摩爾流

40、量， kmol/hv-在精餾段平均壓強(qiáng)和溫度下的氣相密度， kg/m3M m-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)， paQcVIVD(LILDDILD)(R 1)D(IVDILD )26.冷凝器的熱負(fù)荷c VD LD LD VDLDQc-全凝器的熱負(fù)荷， kJ/h；IVD -塔頂上升蒸汽的焓， kJ/kmolI LD -塔頂餾出液的焓， kJ/kmolWc Q 冷卻介質(zhì)消耗量可按下式計算 cpc(t2 t1)Wc-冷卻介質(zhì)消耗量， kg/h；cpc-冷卻介質(zhì)的比熱容， 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QB V IVW WILW LILm QLQB V (I VW I LW ) QL 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)堃旱撵剩?kJ/kmol ILm- 提餾段底層塔板下降液