化工原理化工計(jì)算所有公式總結(jié)

化工原理化工計(jì)算所有公式總結(jié)第一篇：化工原理化工計(jì)算所有公式總結(jié)化工原理化工計(jì)算所有公式總結(jié)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：p2p0gh2.雙液位U型壓差計(jì)的指示:p1p2Rg(12))3.伯努力方程：z1g12p112p2u1z2gu22212p112p2u1z2gu2Wf+224.實(shí)際流體機(jī)械能衡算方程：z1g5.雷諾數(shù)：Redulu232lupf6.范寧公式：Wf2d2d7.哈根-泊謖葉方程：pf32lu2d2A1A18.局部阻力計(jì)算：流道突然擴(kuò)大：1流產(chǎn)突然縮小：0.51A2A2第二章非均相物系分離1.恒壓過(guò)濾方程：V22VeVKA2t令qV/A，qeVe/A則此方程為：q22qeqkt第三章傳熱1.傅立葉定律：dQdAtdt，QAndx2.熱導(dǎo)率與溫度的線性關(guān)系：0(1t)3.單層壁的定態(tài)熱導(dǎo)率：QAt1t2t，或QbbAm4.單層圓筒壁的定態(tài)熱傳導(dǎo)方程：Qtt2l(t1t2)或Q12b1r2lnAmr1QlnrC（由公式4推導(dǎo)）2l5.單層圓筒壁內(nèi)的溫度分布方程：t6.三層圓筒壁定態(tài)熱傳導(dǎo)方程：Q2l(t1t41r21r31r4lnlnln1r12r21r37.牛頓冷卻定律：QA(twt)，QA(TwT)lCpgtl328.努塞爾數(shù)Nu普朗克數(shù)Pr格拉曉夫數(shù)Gr29.流體在圓形管內(nèi)做強(qiáng)制對(duì)流：Re10000，0.6Pr1600，l/d50duCpNu0.023Re0.8Prk，或0.023，其中當(dāng)加熱時(shí)，k=0.4，冷卻時(shí)k=0.3d10.熱平衡方程：Qqm1[rcp1(TsT2)]qm2cp2(t2t1)無(wú)相變時(shí)：Qqm1cp1(T1T2)qm2cp2(t2t1)，若為飽和蒸氣冷凝：Qqm1rqm2cp2(t2t1)11.總傳熱系數(shù)：0.8k11bd11d1K1dm2d2d11bd11d1Rs1Rs21K1dm2d2d212.考慮熱阻的總傳熱系數(shù)方程：13.總傳熱速率方程：QKAtqcT1t2KA1m1p114.兩流體在換熱器中逆流不發(fā)生相變的計(jì)算方程：lnT2t1qm1cp1qm2cp2qm1cp1T1t1KA115.兩流體在換熱器中并流不發(fā)生相變的計(jì)算方程：lnT2t2qm1cp1qm2cp216.兩流體在換熱器中以飽和蒸氣加熱冷流體的計(jì)算方程：lnTt1KATt2qm2cp2第四章蒸發(fā)1.蒸發(fā)水量的計(jì)算：Fx0(FW)x1Lx1水的蒸發(fā)量：WF(12.x0)x1F0FW3.完成時(shí)的溶液濃度：x4.單位蒸氣消耗量：Wr'，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Drr’為二次蒸氣的汽化潛熱5.傳熱面積：AQ，對(duì)加熱室作熱量衡算，求得QD(Hhc)Dr，tTt1，T為加熱蒸氣的溫度，Ktmt1為操作條件下的溶液沸點(diǎn)。6.蒸發(fā)器的生產(chǎn)能力：QKA(Tt1)蒸發(fā)器的生產(chǎn)強(qiáng)度（蒸發(fā)強(qiáng)度）：E7.WQ第六章蒸餾001.烏拉爾定律：pApAxA，pApB(1xA)2.道爾頓分定律：ppApB3.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：pApyApAxA，pBpyBpBxBoooppBpAppB4.泡點(diǎn)方程：xAo，露點(diǎn)方程：yAoooppApBpApB005.揮發(fā)度：ApAxAAB，BpBxB6.相對(duì)揮發(fā)度:pAyxxA，或AApByBxBxB7.相平衡方程：yx1(1)x8.全塔物料衡算：FDW，F(xiàn)xFDxDWxW9.餾出液采出率：DxFxWFxDxW10.釜液采出率：WxDxFFxDxWLDxnxDVV11.精餾段操作線方程：VLD，Vyn1LxnDxD，yn1令RLR1xnxD（回流比），則yn1DR1R112.提餾段操作線方程：總物料衡算：L'V'W，易揮發(fā)組分的物料衡算：L'xmV'ym1WxW即ym1L'WxmxWL'WL'W'HhF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13.qHh飽和蒸氣的焓—飽和流體的焓原料的摩爾汽化潛熱14.q線方程（進(jìn)料方程）：yxqxFq1q115.芬斯克方程：Nmin第七章干燥1.濕度：HxD1xWlg1xxDW1lgmnvMv18nvpv0.622naMa29nappvpv100%ps2.相對(duì)溫度：3.濕比熱容：cHcacvH，在0~120℃時(shí)，cH1.011.88H4.濕空氣焓：IHIaHIv，具體表達(dá)式為：IHI(1.011.88H)t2492H273t1.013105273t1.0131051H5.濕比體積：vH22.40.7721.244H22.4273p273p29186.露點(diǎn)溫度：H0.6227.pdHp，即pd0.622Hppd第二篇：化工原理總結(jié)化工原理總結(jié)張曉陽(yáng)2013-2015第一章流體流動(dòng)1.牛頓黏性定律2.流體靜力學(xué)的方程運(yùn)用：（1）測(cè)壓力：U管壓差計(jì)，雙液U管微壓差計(jì)（2）液位測(cè)量。（3）液封高度的測(cè)量。3.湍流和層流。4.流體流動(dòng)的基本方程：連續(xù)性方程（質(zhì)量守恒原理），能量守恒方程（包括內(nèi)能，動(dòng)能，壓力能，位能），伯努利方程。5.邊界層與邊界層分離現(xiàn)象：邊界層分離條件：流體具有粘性和流體流動(dòng)的過(guò)程中存在逆壓梯度。工程運(yùn)用;飛機(jī)的機(jī)翼，輪船的船體等均為流線形，原因是為減小邊界層分離造成的流體能量損失。6.流體的管內(nèi)流動(dòng)的阻力計(jì)算:（1)流體在管路中產(chǎn)生的阻力：摩擦阻力（直管阻力）和形體阻力（局部阻力）形體阻力的來(lái)源：流體流經(jīng)管件、閥門(mén)以及管截面的突然擴(kuò)大和縮小等局部地方引起邊界層分離造成的阻力。（2)管內(nèi)層流的摩擦阻力的計(jì)算:范寧公式和哈根—泊謖葉公式。管內(nèi)湍流的摩擦阻力的計(jì)算：經(jīng)驗(yàn)公式。（3)管路上的局部阻力：當(dāng)量長(zhǎng)度法和阻力系數(shù)法。7.流量的測(cè)量（知識(shí)點(diǎn)綜合運(yùn)用）（1）測(cè)速管（2）孔板流量計(jì)（3）文丘里流量計(jì)（4）轉(zhuǎn)子流量計(jì)第二章流體輸送機(jī)械1.離心泵的工作原理及基本結(jié)構(gòu)2.離心泵的基本方程3.離心泵的理論壓頭影響因素分析（葉輪轉(zhuǎn)速和直徑，葉片的幾何形狀，理論流量，液體密度）4.離心泵的特性方程5.離心泵的性能參數(shù)（流量，揚(yáng)程，效率，有效功率和軸功率）6.離心泵的安裝高度7.離心泵的汽蝕現(xiàn)象;8.離心泵的抗汽蝕性能：NPSH，離心泵的允許安裝高度。9.離心泵的工作點(diǎn)10.離心泵的類(lèi)型11.其他類(lèi)型化工用泵：往復(fù)泵（計(jì)量泵、隔膜泵、活塞泵）、回轉(zhuǎn)式泵、旋渦泵。12.氣體輸送和壓縮機(jī)械（通風(fēng)機(jī)、鼓風(fēng)機(jī)、壓縮機(jī)、真空泵）第三章非均相混合物分離及固體流態(tài)化1.顆粒的特性2.降塵室的工作原理3.沉降槽的工作原理4.離心沉降的典型設(shè)備是旋風(fēng)分離器，其原理。5.過(guò)濾操作的原理（化工中應(yīng)用最多的是以壓力差為推動(dòng)力的過(guò)濾）、過(guò)濾基本方程、過(guò)濾速率與過(guò)濾速度6.過(guò)濾設(shè)備：板框壓濾機(jī)、加壓葉慮機(jī)、轉(zhuǎn)筒真空過(guò)濾機(jī)7.間歇、連續(xù)過(guò)濾機(jī)的生產(chǎn)能力第四章液體攪拌1.攪拌額目的。2.攪拌器的兩個(gè)基本功能及適用場(chǎng)所。3.均相液體攪拌的機(jī)理是什么。4.選擇放大準(zhǔn)則的基本要求是什么。第五章傳熱1.傳熱方式:熱傳導(dǎo)，對(duì)流，熱輻射(1)導(dǎo)熱若物體各部分之間不發(fā)生相對(duì)位移，僅借分子、原子和自由電子等微觀粒子的熱運(yùn)動(dòng)而引起的熱量傳遞稱(chēng)為熱傳導(dǎo)（導(dǎo)熱）。(2)對(duì)流傳熱熱對(duì)流是指流體各部分之間發(fā)生相對(duì)位移、冷熱流體質(zhì)點(diǎn)相互摻混所引起的熱量傳遞。熱對(duì)流僅發(fā)生在流體之中,而且必然伴隨有導(dǎo)熱現(xiàn)象。（3）輻射傳熱任何物體,只要其絕對(duì)溫度不為零度(0K),都會(huì)不停地以電磁波的形式向外界輻射能量,同時(shí)又不斷地吸收來(lái)自外界物體的輻射能,當(dāng)物體向外界輻射的能量與其從外界吸收的輻射能不相等時(shí),該物體就與外界產(chǎn)生熱量的傳遞。這種傳熱方式稱(chēng)為熱輻射。2.冷熱流體熱交換方式：(1)直接接觸式換熱(2)蓄熱式換熱(3)間壁式換熱3.熱傳導(dǎo)：平壁傳熱速率，n層平壁的傳熱速率方程；圓筒壁的熱傳導(dǎo)（單層和多層）4.換熱器的傳熱計(jì)算：總傳熱系數(shù)的計(jì)算5.傳熱計(jì)算方法：平均溫度差法，傳熱單元數(shù)法！6.對(duì)流傳熱原理及其傳熱系數(shù)的計(jì)算7.輻射傳熱：黑體，鏡體，透熱體和灰體，物體的輻射能力8.換熱器（1）分類(lèi)：混合式換熱器，蓄熱式換熱器，間壁式換熱器（2）間壁式換熱器：管殼式換熱器（固定管板式換熱器，浮頭式換熱器，U型管式換熱器），蛇管換熱器，套管換熱器。（3）換熱器傳熱過(guò)程的強(qiáng)化：增大傳熱面積S，增大平均溫度差，增大總傳熱系數(shù)K（4）換熱器設(shè)計(jì)的基本原則第六章蒸發(fā)1.蒸發(fā)的目的：（1)制取增溶的液體產(chǎn)品（2）純凈溶劑的制?。?）回收溶劑2.蒸發(fā)的概念3.蒸發(fā)過(guò)程的分類(lèi)及蒸發(fā)過(guò)程的特點(diǎn)4.蒸發(fā)設(shè)備:循環(huán)冷卻器第七章傳質(zhì)與分離過(guò)程概論1.傳質(zhì)的分離的方法：平衡分離，速率分離。2.質(zhì)量傳遞的方式：分子傳質(zhì)（分子擴(kuò)散）和對(duì)流傳質(zhì)（對(duì)流擴(kuò)散）（1）分子擴(kuò)散：菲克定律（2）對(duì)流傳質(zhì)：渦流擴(kuò)散，對(duì)流傳質(zhì)機(jī)理，相際間的傳質(zhì)（雙模模型,溶質(zhì)滲透模型)3.傳質(zhì)設(shè)備：板式塔和填料塔。第八章氣體吸收1.氣體吸收的運(yùn)用：2.吸收操作：并流操作和逆流操作3.氣體吸收的分類(lèi)：4.吸收劑的選擇：（1）溶解度（2）選擇性（3）揮發(fā)度（4）粘度5.吸收過(guò)程的相平衡關(guān)系：通常用氣體在液體中的溶解度及亨利定律表示。6..相平衡關(guān)系的應(yīng)用：判斷傳質(zhì)進(jìn)行的方向，確定傳質(zhì)的推動(dòng)力，指明傳質(zhì)進(jìn)行的極限。7.吸收過(guò)程的速率關(guān)系：膜吸收速率方程（氣膜、液膜吸收速率方程），總吸收速率方程。8.低組成氣體吸收的計(jì)算：全塔物料衡算，操作線方程9.吸收劑用量的確定:（1）最小液氣比（2）適宜的液氣比10.吸收塔有效高度的計(jì)算：（1）傳質(zhì)單元數(shù)法（2）等板高度法11.其他吸收與解吸12.填料塔（1）塔填料：散裝填料與規(guī)整填料等（2）填料塔的內(nèi)件：填料支撐裝置，填料壓緊裝置，液體分布裝置，液體收集及再分布裝置。（3）填料塔流體力學(xué)能與操作特性第九章蒸餾一．相關(guān)概念：1、蒸餾：利用混合物中各組分間揮發(fā)性不同的性質(zhì)，人為的制造氣液兩相，并使兩相接觸進(jìn)行質(zhì)量傳遞，實(shí)現(xiàn)混合物的分離。2、拉烏爾定律：當(dāng)氣液平衡時(shí)溶液上方組分的蒸汽壓與溶液中該組分摩爾分?jǐn)?shù)成正比。3、揮發(fā)度：組分的分壓與平衡的液相組成（摩爾分?jǐn)?shù)）之比。4、相對(duì)揮發(fā)度：混合液中兩組分揮發(fā)度之比。5、精餾：是利用組分揮發(fā)度的差異，同時(shí)進(jìn)行多次部分汽化和部分冷凝的過(guò)程。6、理論板：氣液兩相在該板上進(jìn)行接觸的結(jié)果，將使離開(kāi)該板的兩相溫度相等，組成互成平衡。7、采出率：產(chǎn)品流量與原料液流量之比。8、操作關(guān)系：在一定的操作條件下，第n層板下降液相的組成與相鄰的下一層（n+1）板上升蒸汽的組成之間的函數(shù)關(guān)系。9、回流比：精流段下降液體摩爾流量與餾出液摩爾流量之比。10、最小回流比：兩條操作線交點(diǎn)落在平衡曲線上，此時(shí)需要無(wú)限多理論板數(shù)的回流比。11、全塔效率：在一定分離程度下，所需的理論板數(shù)和實(shí)際板數(shù)之比。12、單板效率：是氣相或液相通過(guò)一層實(shí)際板后組成變化與其通過(guò)一層理論板后組成變化之比值。二：?jiǎn)渭?jí)蒸餾過(guò)程：平衡蒸餾和簡(jiǎn)單蒸餾及其計(jì)算三：多級(jí)精餾過(guò)程：精餾（連續(xù)精餾和間歇精餾）四：兩組分連續(xù)精餾的計(jì)算：全塔物料衡算和操作線方程，理論板層數(shù)的計(jì)算（圖解法、逐板計(jì)算法和簡(jiǎn)捷法），最小回流比的計(jì)算及選擇。五：間歇精餾和特殊精餾以及多組分精餾概述（了解部分）六:板式塔(1)塔板類(lèi)型：泡罩塔，篩孔塔板和浮閥塔板。(2)塔高及塔徑的計(jì)算(3)塔板的結(jié)構(gòu)：溢流裝置(4)板式塔的流體力學(xué)性能和操作特性第十一章干燥一、名詞解釋1、干燥:用加熱的方法除去物料中濕分的操作。2、濕度（H）:單位質(zhì)量空氣中所含水分量。3、相對(duì)濕度（）:在一定總壓和溫度下，濕空氣中水蒸氣分壓與同溫度下飽和水蒸氣壓比值。4、飽和濕度(s):濕空氣中水蒸氣分壓等于同溫度下水的飽和蒸汽壓時(shí)的濕度。5、濕空氣的焓（I）:每kg干空氣的焓與其所含Hkg水汽的焓之和。6、濕空氣比容(vH):1kg干空氣所具有的空氣及Hkg水汽所具有的總體積。7、干球溫度(t):用普通溫度計(jì)所測(cè)得的濕空氣的真實(shí)溫度。8、濕球溫度(tw):用濕球溫度計(jì)所測(cè)得濕空氣平衡時(shí)溫度。9、露點(diǎn)(td);不飽和空氣等濕冷卻到飽和狀態(tài)時(shí)溫度。10、絕對(duì)飽和溫度(tas)：濕空氣在絕熱、冷卻、增濕過(guò)程中達(dá)到的極限冷卻溫度。11、結(jié)合水分：存在于物料毛細(xì)管中及物料細(xì)胞壁內(nèi)的水分。12、平衡水分：一定干燥條件下物料可以干燥的程度。13、干基含水量：濕物料中水分的質(zhì)量與濕物料中絕干料的質(zhì)量之比。14、臨界水分：恒速段與降速段交點(diǎn)含水量。15、干燥速率：?jiǎn)挝粫r(shí)間單位面積氣化的水分質(zhì)量。二：濕空氣的性質(zhì)及濕度圖三：干燥過(guò)程的物料衡算與熱量衡算四：干燥速率與干燥時(shí)間五：真空冷凍干燥六：干燥器：廂式干燥器，轉(zhuǎn)筒干燥器，氣流干燥器，流化床干燥器，噴霧干燥器真空冷凍干燥器等七：增濕與減濕第三篇：化工原理比容：?jiǎn)挝毁|(zhì)量的流體所具有的體積，用v表示剪應(yīng)力：?jiǎn)挝幻娣e上的內(nèi)摩擦力，以τ壓強(qiáng)：流體的單位表面積上所受的壓力，稱(chēng)為流體的壓力強(qiáng)度，簡(jiǎn)稱(chēng)壓強(qiáng)流量：?jiǎn)挝粫r(shí)間內(nèi)通過(guò)管道任一截面的流體量體積流量：?jiǎn)挝粫r(shí)間內(nèi)流體流經(jīng)管道任一截面的體積，質(zhì)量流量：?jiǎn)挝粫r(shí)間內(nèi)流體流經(jīng)管道任一截面的質(zhì)量，流速：?jiǎn)挝粫r(shí)間內(nèi)流體質(zhì)點(diǎn)在流動(dòng)方向上所流經(jīng)的距離，穩(wěn)態(tài)流動(dòng)：流體在各截面上的有關(guān)物理量?jī)H隨位置而變，不隨時(shí)間改變。流動(dòng)邊界層：流體流經(jīng)固體壁面時(shí)，由于粘性力的存在，在壁面附近產(chǎn)生了速度梯度，這一存在速度梯度的區(qū)域稱(chēng)為流動(dòng)邊界層。局部阻力：流體流經(jīng)一定管件、閥門(mén)及管截面的突然擴(kuò)大及縮小等局部地方所引起的阻力。直管阻力：流體流經(jīng)一定管徑的直管時(shí)由于流體的內(nèi)摩擦而產(chǎn)生的阻力。絕對(duì)粗糙度：壁面凸出部分的平均高度，相對(duì)粗糙度：絕對(duì)粗糙度與管道直徑的比值水力半徑：流體在流道里的流通截面與潤(rùn)濕周邊長(zhǎng)度之比，（當(dāng)量直徑為4倍的水力半徑）氣縛：離心泵啟動(dòng)時(shí)，泵內(nèi)存有空氣，由于空氣密度很低，旋轉(zhuǎn)后產(chǎn)生的離心力小，因而葉輪中心區(qū)所形成的低壓不足以將貯槽內(nèi)的液體吸入泵內(nèi)，雖啟動(dòng)離心泵也不能輸送液體。軸功率N：?jiǎn)挝粫r(shí)間電動(dòng)機(jī)輸入泵軸的能量。壓頭：也叫揚(yáng)程，是離心泵對(duì)單位重量流體所提供的有效能量。容積損失：葉輪出口處高壓液體因機(jī)械泄漏返回葉輪入口所造成的能量損失。水力損失：黏性液體流經(jīng)葉輪通道蝸殼時(shí)產(chǎn)生的摩擦阻力以及在泵局部處因流速和方向改變引起的環(huán)流和沖擊而產(chǎn)生的局部阻力。機(jī)械損失：由泵軸和軸承之間，泵軸和填料函等產(chǎn)生摩擦引起的能量損失。均相物系：物系內(nèi)部各處組成均勻且不存在相界面。床層的自由截面積：?jiǎn)挝淮矊咏孛嫔衔幢活w粒占據(jù)的面積，流體可自由通過(guò)的面積。床層的比表面積：?jiǎn)挝惑w積床層中所具有的固體顆粒表面積。自由沉降：?jiǎn)我活w粒在粘性流體中不受其他顆粒干擾的沉降。離心沉降：依靠慣性離心力的作用而實(shí)現(xiàn)的沉降過(guò)程。過(guò)濾：利用重力或壓差使懸浮液通過(guò)多孔性過(guò)濾介質(zhì)，將固體顆粒截留，從而實(shí)現(xiàn)固液分離。過(guò)濾速率：?jiǎn)挝凰募?jí)獲得的濾液體積過(guò)濾速度：?jiǎn)挝粫r(shí)間通過(guò)單位過(guò)濾面積的濾液體積。熱傳導(dǎo)：物體各部分之間不發(fā)生相對(duì)位移，僅借分子、原子和自由電子等微觀粒子的熱運(yùn)動(dòng)而引起的熱能傳遞。熱對(duì)流：流體各部分之間發(fā)生相對(duì)位移所引起的熱傳遞過(guò)程穩(wěn)態(tài)傳熱：傳熱過(guò)程中，如果傳熱系統(tǒng)中各處溫度只隨位置而變，不隨時(shí)間而變。等溫面：溫度場(chǎng)中同一時(shí)刻下溫度相同的各點(diǎn)組成的面。溫度梯度：等溫面法線方向上的溫度變化率。第四篇：化工原理總結(jié)習(xí)題課第一章蒸餾總結(jié)+習(xí)題課習(xí)題1-8在連續(xù)精餾塔中分離某理想二元混合液。已知精餾段操作線方程為y=0.723x+0.263，提餾段操作線方程為y′=1.25x′-0.0187。若原料液于露點(diǎn)溫度下進(jìn)入精餾塔中，試求原料液、餾出液和釜?dú)堃旱慕M成及回流比。1-12用一連續(xù)精餾塔分離由組分A、B所組成的理想混合液。原料液中含A0.44，餾出液中含A0.957（以上均為摩爾分率）。已知溶液的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.5，最小回流比為1.63，說(shuō)明原料液的熱狀況，并求出q值。1-13(類(lèi)似)以連續(xù)精餾塔分離某二元混合物。進(jìn)料x(chóng)F=0.50（摩爾分率，下同），q=1，塔頂產(chǎn)品D=50kmol/h，xD=0.95，塔頂餾出液中易揮發(fā)組分回收率η=0.96。塔頂采用一個(gè)分凝器及一個(gè)全凝器。分凝器液體泡點(diǎn)回流。已知回流液濃度x0=0.88，離開(kāi)第一塊塔板的液相濃度x1=0.79。塔底間接蒸汽加熱。塔板皆為理論板，相對(duì)揮發(fā)度α為2.59。操作回流比R為1.602試求：①加料流量F；②操作回流比是Rmin的倍數(shù)；③精餾段、提餾段氣相流量。解：1)DxD/(Fxf)即0.96500.95（/F0.50）F98.96kmol/h2）y1x2.590.790.90691(1)x11.590.79平衡線：y2.59x（/11.59x），q線：.x0.50則交點(diǎn)為：xq0.50，yq0.7214RminxDyqyqxq0.950.72141.0330.72140.50R/Rmin1.602/1.0331.553）VV（1R）D（11.602）50130.1kmol/h例1在常壓連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液。該物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.5。原料液組成為0.35（易揮發(fā)組分摩爾分率，下同），飽和蒸氣加料。塔頂采出率D/F為40%，且已知精餾段操作線方程為y=0.75x+0.20，設(shè)原料液流量F=100kmol/h試求：1．提餾段操作線方程；2．若塔頂?shù)谝话逑陆档囊合嘟M成為0.7，求該板的氣相默夫里效率Emv1。解：先由精餾段操作線方程求得R和xD，通過(guò)全塔物料衡算求得D、W及xw，而后即可求出提餾段操作線方程。Emv1可由默夫里效率定義式求得。1．提餾段操作線方程由精餾段操作線方程知R0.75R1解得R=3.0xD0.20R1解得xD=0.8原料液流量F=100kmol/h則D=0.4×100=40kmol/hW=60kmol/hxWFxFDxD1000.35400.80.05FD10040因q=0，故L′=L=RD=3×40=120kmol/hV′=V－（1－q）F=（R+1）D－（1－q）F=4×40－100=60kmol/h提餾段操作線方程為yLW12060xxwx0.052x0.05VV60602．板效率Emv1由默夫里板效率定義知：Emv1y1y2*y1y2其中y1=xD=0.8y2=0.75×0.7+0.2=0.725故*y1ax12.50.70.8541a1x111.50.70.800.7250.5858%0.8540.725Emv1例題5．一連續(xù)精餾塔，泡點(diǎn)進(jìn)料。已知操作線方程如下：精餾段y=0.8x+0.172提餾段y=1.3x–0.018求原料液、餾出液、釜液組成及回流比。解：由精餾段操作線方程，得R=4；，得xD=0.86將提餾段操作線方程與對(duì)角線方程y=x聯(lián)立解得x=0.06，即xw=0.06將兩操作線方程聯(lián)立解得x=0.38因是泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1，q線垂直，兩操作線交點(diǎn)的橫坐標(biāo)即是進(jìn)料濃度，∴xF=0.38例題6．一連續(xù)精餾塔分離二元理想混合溶液，已知某塔板的氣、液相組成分別為0.83和0.70，相鄰上層塔板的液相組成為0.77，而相鄰下層塔板的氣相組成為0.78（以上均為輕組分A的摩爾分?jǐn)?shù)，下同）。塔頂為泡點(diǎn)回流。進(jìn)料為飽和液體，其組成為0.46。若已知塔頂與塔底產(chǎn)量比為2/3，試求：精餾段操作線方程；提餾段操作線方程。解：精餾段操作線方程依精餾段操作線方程yn1xRxnDR1R1xR0.77DR1R1(a)將該板和上層板的氣液相組成代入有xR0.780.70DR1R1(b)再將該板和下層板的氣液相組成代入有0.83聯(lián)立（a）、（b）解得R2.0，xD0.95y則精餾段操作線方程為（2）提餾段操作線方程20.95x2121即3y2x0.95WxWL/ym1/xm/LWLW提餾段操作線方程的通式為/將LLqF,FDWq1(泡點(diǎn)進(jìn)料)代入上式則有WxWLqFym1xmLqFWLqFWWxWLDWxmLDLDR1WDWDym1xmxWR1R1轉(zhuǎn)化上式為（C）DxFxW20.46xWWxx0.950.46DW即3根據(jù)x0.13解得W將有關(guān)數(shù)據(jù)代入（c），則提餾段操作線方程為y213232x0.132121即3y4.5x0.195第五篇：化工原理實(shí)驗(yàn)總結(jié)化工原理實(shí)驗(yàn)總結(jié)本學(xué)期化工原理實(shí)驗(yàn)課堂上我們一共做了三個(gè)實(shí)驗(yàn)，分別為流體阻力的測(cè)定、離心泵特性曲線的測(cè)定、傳熱試驗(yàn)。開(kāi)始的時(shí)候，我并不是很明白許多實(shí)驗(yàn)儀器的使