化工原理公式及各個章節(jié)總結匯總

1、第一章 流體流動與輸送機械1. 流體靜力學基本方程：2. 雙液位u型壓差計的指示: )3. 伯努力方程：4. 實際流體機械能衡算方程：+5. 雷諾數(shù)：6. 范寧公式：7. 哈根-泊謖葉方程： 8. 局部阻力計算：流道突然擴大：流產突然縮小：第二章 非均相物系分離1. 恒壓過濾方程：令，則此方程為：第三章 傳熱1. 傅立葉定律：，2. 熱導率與溫度的線性關系：3. 單層壁的定態(tài)熱導率：，或4. 單層圓筒壁的定態(tài)熱傳導方程： 或5. 單層圓筒壁內的溫度分布方程：（由公式4推導）6. 三層圓筒壁定態(tài)熱傳導方程：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. 流體在圓形管內做強制對流：，

2、或，其中當加熱時，k=0.4，冷卻時k=0.310. 熱平衡方程：無相變時：，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)生相變的計算方程：15. 兩流體在換熱器中并流不發(fā)生相變的計算方程：16. 兩流體在換熱器中以飽和蒸氣加熱冷流體的計算方程：第四章 蒸發(fā)1. 蒸發(fā)水量的計算：2. 水的蒸發(fā)量：3. 完成時的溶液濃度：4. 單位蒸氣消耗量：，此時原料液由預熱器加熱至沸點后進料，且不計熱損失，r為加熱時的蒸氣汽化潛熱r為二次蒸氣的汽化潛熱5. 傳熱面積：，對加熱室作熱量衡算，求得，t為加熱蒸氣的溫度，t1為操作

3、條件下的溶液沸點。6. 蒸發(fā)器的生產能力：7. 蒸發(fā)器的生產強度（蒸發(fā)強度）：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，系統(tǒng)總壓、組分分壓與組成關系：，4. 泡點方程：，露點方程：5. 揮發(fā)度：，6. 相對揮發(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（進料方程）：15. 芬斯克方程：第七章 干燥1. 濕度：2. 相對溫度：3. 濕比熱容：，在0120時， 4. 濕空氣焓：，

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

5、1kg流體： j/kg討論點：1、流體的流動滿足連續(xù)性假設。2、理想流體，無外功輸入時，機械能守恒式：3、可壓縮流體,當p/p120%,仍可用上式，且=m。4、注意運用柏努利方程式解題時的一般步驟，截面與基準面選取的原則。5、流體密度的計算：理想氣體=pm/rt 混合氣體 混合液體 上式中：體積分率；質量分率。6、gz，u2/2，p/三項表示流體本身具有的能量，即位能、動能和靜壓能。hf為流經系統(tǒng)的能量損失。we為流體在兩截面間所獲得的有效功，是決定流體輸送設備重要參數(shù)。輸送設備有效功率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

6、類型：1、雷諾準數(shù)re及流型 re=du/，為動力粘度，單位為pas；層流：re2000，湍流：re4000；2000re2時，用對數(shù)平均值，即：當s2/s12時，用算術平均值，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，當石棉泥受潮后，其保溫效果應降低，主要原因是因水的導熱系數(shù)大于保溫材料的導熱系數(shù)，受潮后，使保溫層材料導熱系數(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，應該將導熱系數(shù)小的材料包在內層，其原因是為了減少熱損失，降低壁面溫度。二、對流傳熱1 對流傳熱基本方程牛頓冷卻定律對流傳熱系數(shù)，單位為：w/（m2），在換熱器中與傳熱面積

7、和溫度差相對應。2 與對流傳熱有關的無因次數(shù)群（或準數(shù)）表1 準數(shù)的符號和意義準數(shù)名稱符 號意 義努塞爾特準數(shù) lnu= 含有特定的傳熱膜系數(shù)，表示對流傳熱的強度雷諾準數(shù)lure=反映流體的流動狀態(tài)普蘭特準數(shù) cppr= 反映流體物性對傳熱的影響格拉斯霍夫準數(shù) g t l32gr= 反映因密度差而引起自然對流狀態(tài)3 流體在圓形直管中作強制湍流流動時的傳熱膜系數(shù)對氣體或低粘度的液體 流體被加熱時，n=0.4；液體被冷卻時，n=0.3。定型幾何尺寸為管子內徑di。定性溫度取流體進、出口溫度的算術平均值。應用范圍為re10000，pr=0.7160，(l/d)60。對流過程是流體和壁面之間的傳熱過程

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

9、體溫度差的平均值；s表示為泛指傳熱面，與k相對應。在兩流體的間壁換熱過程中，計算式q=ast，式中t=tw-tm 或 tm-tw；s表示為一側的傳熱壁面。滴狀冷凝的膜系數(shù)大于膜狀冷凝膜系數(shù)。水在管內作湍流流動時，若使流速提高至原來的2倍，則其對流傳熱系數(shù)約為原來的 20.8倍。若管徑改為原來的1/2而流量相同，則其對流傳熱系數(shù)約為原來的40.820.2倍。（設條件改變后，仍在湍流范圍）三、間壁兩側流體的熱交換間壁兩側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，對兩流體作并流或逆流時的換熱器而言，當t1/t2110100對于飽和液體、

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

11、小，所需理論板無窮多。i 正常平衡線飽和液體進料時：xq=xf飽和蒸汽進料時：yq=yfii 不正常平衡線由a（xd，yd）或c（xw，xw）點向平衡線作切線，由切線斜率或截距求rmin。（3） 適宜回流比r=（1.12）rmin 精餾設計中，當回流比增大時所需理論板數(shù)減少，同時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消耗量增加，操作費用相應增加，所需塔徑增大。精餾操作時，若f、d、xf、q、r、加料板位置都不變，將塔頂泡點回流改為冷回流，則塔頂產品組成xd變大。精餾設計中，回流比愈大，操作能耗愈大，隨著回流比逐漸增大，操作費和設備費的總和將呈現(xiàn)先減小后增大的過程。六、 板效率和實

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塊實際板，xn*yn。如板式塔設計不合理或操作不當，可能產生液泛、漏液、及霧沫夾帶等不正?，F(xiàn)象，使塔無法正常工作。負荷性能圖有五條線，分別是霧沫夾帶、液泛、漏液、液相負荷上限和液相負荷下限。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為吸收。混合氣體中能夠溶解的組分稱為吸收質或溶質（a）；不被吸收的組分稱為惰性組分或載體（b）；吸收操作所用的溶劑稱為吸收劑（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、當氣相中溶質的的實際分壓高于與液相成平衡的溶質分壓時，溶質從氣相向液相轉移，發(fā)生吸收過程；反之當氣相中溶質的的實際分壓低于與液相成平衡的溶質分壓時，溶質從液相向氣相轉移，發(fā)生脫吸（解吸）過程。一、 氣液相平衡傳質方向與傳質極限平衡狀態(tài)下氣相中溶質分壓稱為平衡分壓或飽和分壓，液相中的溶質濃度稱為平衡濃度或飽和濃度溶解度。對于同一種溶質，溶解度隨溫度的升高而減小，加壓和降溫對吸收操作有利，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。對理想溶液e為吸收質的飽和蒸氣壓。 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當溶液濃度很低時大多采用該式計算。x=x/(1-x); y=y/(1-y); x, y摩爾分率， x,y摩爾比濃度二、 傳質理論傳質速率分子擴散憑借流體分子無規(guī)則熱運動傳遞物質的現(xiàn)象。推動力為濃度差，由菲克定律描述：ja擴散通量，kmol/(m2s) dab擴散系數(shù)渦流擴散憑借流體質點的湍動和旋渦傳遞物質的現(xiàn)象。等分子反向擴散傳質速率：氣相內 液相內 單相擴散傳質速率： 氣相內 液相

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

16、這種情況稱為“氣膜控制”；反之，對于難溶氣體，h很小，傳質阻力絕大部分存在于液膜之中，氣膜阻力可以忽略，此時klkl，這種情況稱為“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塔頂吸收操作時塔內任一截面上溶質在氣相中的實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系符合亨利定律，則 溶劑改性 改變平衡關系 降低溫度 增加傳質推動力 提高壓力提高吸收效率的途徑 增加液氣比 減小傳質阻力 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，操作線向遠離平衡線的方向偏移，

17、吸收過程推動力增大，設備費用減少。四、 填料層高度計算氣液相平衡、傳質速率和物料衡算相結合取微元物料衡算求得填料層高度。填料層高度=傳質單元高度傳質單元數(shù)即 nog氣相總傳質單元數(shù)（氣體流經一段填料后其組成變化等于該段填料的總的平均推動力則為一個傳質單元）hog氣相總傳質單元高度（一個傳質單元所對應的填料高度）1 平均推動力法（適合平衡線為直線）：對數(shù)平均推動力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），反映吸收推動力的大小。s增大，液氣比減小，吸收推動力變小，nog增大氣體吸收中，表示設備（填料）效能高低的一個量是傳質單元高度，表示傳質任務難易程度的一個量是傳質單元數(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。不飽和濕空氣當溫度升高時，濕球溫度升高，絕對濕度不變，相對濕度降低，露點不變，比容增大，焓增大。區(qū)除可除水分與不可除水分的分界點是平衡濕含量。恒定干燥條件