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：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：9. 混合液體密度的計算：液體混合物中個組分得密度， 10. Kg/m3,x-液體混合物中各組分的質量分數。10 。表壓強=絕對壓強-大氣壓強 真空度=大氣壓強-絕對壓強11. 體積流量和質量流量的關系：ws=vs m3/s kg/s 整個管橫截面上的平均流速： A-與流動方向垂直管道的橫截面積，m2 流量與流速的關系： 質量流量：G的單位為：kg/(m2.

2、s)12. 一般圓形管道內徑：13. 管內定態流動的連續性方程：表示在定態流動系統中，流體流經各截面的質量流量不變，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性方程：體積流量一定時流速與管徑的平方成反比：14.牛頓黏性定律表達式： 為液體的黏度1Pa.s=1000cP15平板上邊界層的厚度可用下式進行評估： 對于滯留邊界層 湍流邊界層 式中Rex為以距平板前緣距離x作為幾何尺寸的雷諾數，即，us為主流區的流 速 16 對于滯留流動，穩定段長度x。與圓管直徑d及雷諾數Re的關系： 式中。17. 流體在光滑管中做湍流流動，滯留內層厚度可用下式估算，即： 式中系數在不同的文獻中

3、會有所不同，主要是因公式推導過程中，所假設截面平均流速u與管中心最大流速umax的比值不同而引起的。當時，系數為61.5.18. 湍流時，在不同的Re值 范圍內，對不同的管材，的表達式不相同：光滑管：A：柏拉修斯公式： 適用范圍Re=3000B:顧毓珍等公式： 適用范圍 Re=30001*106粗糙管A:柯爾不魯克公式： 上式適用于B：尼庫拉則與卡門公式： 上式適用于19.rH 水力半徑的定義是流體在管道里的流通截面A與潤濕邊長之比，即; 對于圓形管子 d=4rH20對于流體流經直徑不變的管路時，如果把局部阻力都按照當量長度的概念來表示，則管路的總能量損失為： hf的單位J/kg21. 測速管

4、又稱皮托管 ur-流體在測量點處的局部流速。 h-測量點處 沖壓能與靜壓能之差 對于標準的測速管，C=1：通常取C=0.98122. 孔板流量計 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 Cv-流量系數 實驗測定或從儀表手冊中查的 A0-喉管的截面積，m224.轉子流量計 AR-轉子與玻璃管的環形截面積 CR轉子流量計的流量系數 Vf 、Af 、f 分別為轉子的體積 大部分的截面積 材質密度25.離心泵的性能參數：流量、壓頭、效率、軸功率。 能量損失：容積v、機械m、水力h損失 總效

5、率：=vmh軸功率： 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：26. 離心泵轉速的影響： Q1、H1、N1-轉速為n1時泵的性能 Q2、H2、N2-轉速為n2時泵的性能27. 離心泵葉輪直徑的影響： 、-=葉輪直徑為時泵的性能 、-=葉輪直徑為時泵的性能28. 離心泵的氣蝕余量,m： pv-操作溫度下液體的飽和蒸汽壓,pa29. 臨界氣蝕余量，m： 1-k 截面30. 離心泵的允許吸上真空度，m液柱： pa-大氣壓強，pa p1-泵吸入口處允許的最低絕對壓強，pa測定允許吸上真空度實驗是在大氣壓為98.1Kpa(10mH2O)下，用20

6、清水為介質進行的。其他條件需進行換算，即Hs-操作條件下輸送液體時的允許吸上真空度，m液柱-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數值，mH2OHa-泵安裝地區的大氣壓強，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，mH2O0.24-20下水的飽和蒸汽壓，mH2O1000-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與氣蝕余量的關系為：32. 離心泵的允許安裝（吸上）高度： Hg-泵的允許安裝高度，m； Hf，0-1-液體流經吸入管路的壓頭損失，m； P1-泵入口處允許的最

7、低壓強，pa若貯槽上方與大氣相通，則p0即為大氣壓強pa,上式可表示為：若已知離心泵的必須氣蝕余量則：若已知離心泵的允許吸上真空度則：離心泵的實際安裝高度應比允許安裝高度低0.51m33. 離心泵的流量調節方法：A：改變閥門的開度；B：改變泵的轉速 在同一壓頭下，兩臺并聯泵的流量等于單臺泵的兩倍；而兩臺泵串聯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 對于一定的懸浮液，若、r及v皆可視為常數，則令 k-表征過濾物料特性的常數，m4/(N*s)恒壓過濾方程- -過濾時間，s； K-過濾常熟，m2/s q-介質常數，m3/m2當過濾介質阻力可以忽略時，Ve=0，e=0，

8、則恒壓過濾方程可簡化為：令，則此方程為： 2. 非球形顆粒當量直徑的計算 de-體積當量直徑，m Vp-非球形顆粒的實際體積，m33. 形狀系數又稱球形度，他表征顆粒的形狀與球形的差異情況。 -顆粒的形狀系數或球形度 S-與該顆粒體積相等的圓球的表面積，m2 Sp-顆粒的表面積，m24. 對于非球形顆粒，通常選用體積當量直徑和形狀系數來表征顆粒的體積、表面積、比表面積： 5. 等速階段中顆粒相對于流體的運動速度ut稱為沉降速度。 -阻力系數 ut-顆粒的自由沉降速度，m/s d-顆粒直徑，m , s-分別為流體和顆粒的密度，kg/m36.滯流區或斯托克斯定律區（10-4Ret1） 其中 -流體

9、的黏度，pa.s 過渡區或艾倫定律區（1Ret103） 湍流區或牛頓定律區（103Ret10000,0.7Pr60。若小于60，可將算得的乘以(1+（di/L）0.7)進行校正特征尺寸 Nu、Re數中的取為管內徑di定性溫度 取為流體進、出口溫度的算術平均值B：高黏度液體，可應用西德爾和塔特關系式，即;令 （考慮熱流方向的校正項） 則應用范圍 Re10000,0.7Pr60特征尺寸 取為管內徑di定性溫度 除w取壁溫外，均取為流體進、出口溫度的算術平均值。流體在圓形直管內作強制滯留 應用范圍 Re2300, 0.6Pr10特征尺寸 管內徑di定性溫度 除w取壁溫外，均取為流體進、出口溫度的算術

10、平均值。 流體在圓形直管中作過渡流:當Re=230010000時，對流傳熱系數可先用湍流時的公式計算，然后把算得的結果乘以校正系數，即得到過渡流下的對流傳熱系數。流體在彎管內作強制對流：a-彎管中的對流傳熱系數，W/(m2*) a-直管中的對流傳熱系數，W/(m2*) R-彎管軸的彎曲半徑，m流體在非圓形管中作強制對流：此時，仍可采用上述各關聯式，只要將管內徑改為當量直徑即可。例如，在套管換熱器環形截面內傳熱當量直徑為： d1、d2-套管換熱器外、內徑，m套管環隙，用水和空氣進行實驗，可得a關聯式為：應用范圍 Re=12000,特征尺寸 流動當量直徑de定性溫度 流體進、出溫度的算術平均值。1

11、0. 熱平衡方程：無相變時：，若為飽和蒸氣冷凝：Q-熱換器的熱負荷，kJ/h或W； W-流體的質量流量，kg/h cp-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1、2表示換熱器的進口和出口11. 總傳熱系數： Ki、Ko、Km-基于管內表面積、外表面積和內、外表面平均面積地 總傳熱系數，W/(m2*)b-管壁的厚度，m； -管壁材料的導熱系數，W/(m*)； dm-平均直徑，mi、o、m-換熱器內側、外側流體及平均對流傳熱系數，W/(m2*)12. 考慮熱阻的總傳熱系數方程：Rso、Rsi-管壁外內側表面上的污垢

12、熱阻13. 恒溫傳熱時的平均溫度差總傳熱速率方程：變溫傳熱時的平均溫度差總傳熱速率方程：14. 兩流體在換熱器中逆流不發生相變的計算方程：15. 兩流體在換熱器中并流不發生相變的計算方程：16. 兩流體在換熱器中以飽和蒸氣加熱冷流體的計算方程：17. 有機化合物水溶液的導熱系數的估算式： a-組分的質量分數 有機化合物的互溶混合液的導熱系數估算式： 常壓下氣體混合物的導熱系數可用下式估算： y-氣體混合物中組分的摩爾分數 M-組分的more質量，kg/kmol 18. 保溫層的最大臨界直徑： -對流傳熱系數，w/(m2*) -保溫材料的 導熱系數，w/(m*) 19. 若傳熱面為平壁或薄管壁時

13、，di、do、dm相等或近似相等， 則 在忽略管壁熱阻和污垢熱阻，則 20. 總傳熱系數K不為常數時的傳熱計算：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，w/(m2*) ；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，則對每一段的總傳熱速率方程可寫為： 或式中n為分段數，下標j為任一段的序號。若K隨溫度變化較大時，應采用圖解積分法或數值積分法。由傳熱速率方程和熱量衡算的微分形式可得： 或 22. 流體在管束外強制垂直流動管子的排列方方式分為正三角形、轉角正三角形、正方形及轉角

14、正方形。流體在管束外流過時，平均對流傳熱系數可用下式計算： （正三角形、轉角正方形） （轉角正三角形、正方形）應用范圍 Re3000特征尺寸 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定性溫度 流體進、出口溫度的算術平均值23. 換熱器內裝有圓形擋板（缺口面積為25%的殼體內截面積）時，殼方流體的對流傳熱系數的關聯式：A:多諾呼法 或應用范圍 Re=320000特征尺寸 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定性溫度 除w取壁溫外，均取為流體進、出口溫度的算術平均值。B: 凱恩法 或應用范圍 Re=2000特征尺寸 當量直徑de定性溫度 除w取壁溫外，均取為流體進、

15、出口溫度的算術平均值。uo是根據流體流過管間最大截面積A計算的，即h-兩擋板間的距離，m; D-換熱器外殼內徑，m若管子為正方形排列，則若管子為正三角排列，則t-相鄰兩管之中心距，m; do-管外徑，m 24. 自然對流 Nu=c(GrPr)n c、n由實驗測出，見課本上 p24725. 計算蒸汽在垂直管外或平板測冷凝時a的努塞爾特理論公式： 修正后 特征尺寸 取垂直管或板的高度。 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下的值。L-垂直管或板的高度，m； -冷凝液的導熱系數，w/(m.)-冷凝液的密度，kg/m3 -冷凝液的黏度，kg/(m.s)r-飽和蒸汽的冷凝熱

16、，kJ/Kg t-飽和蒸汽的溫度ts和壁面溫度tw之差，若為斜壁; -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，經推導的： 定性尺寸 管外徑do應指出，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，可用巴杰爾關聯式計算，即若蒸汽在水平管束外冷凝，凱恩推薦用下式計算：n-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為n1、n2、n3.nZ,則平均的管排數可按下式估算，即：25. 壁溫的估算：首先在ti 和to之間假設壁溫tw值，用以計算兩流體的對流傳熱系數ai和ao；然后核算所

17、設tw是否正確。核算的方法是：根據算出的ai、ao及污垢熱阻，用下列近似關系核算: 由此算出tw值應與原來假設的tw值相符，否則應重設壁溫，直到相符。第四章 蒸發1. 單效蒸發計算蒸發水量的計算： 水的蒸發量：W-單位時間內蒸出的水分質量，即蒸發量，kg/hF-原料液流量，kg/hx0、x1-分別為原料液及完成液中溶質的質量分數2. 完成時的溶液濃度：3. 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。e-蒸發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：，So-蒸發器的傳熱外表面積，m2; K

18、o-基于外表面積的總傳熱系數，kW/(m2*)-平均溫度差，若加熱蒸汽的冷凝水在飽和溫度下排出，且忽略熱損失，則蒸發器的熱負荷為：，T為加熱蒸氣的溫度，； t1為操作條件下的溶液沸點，。5. 蒸發器的生產能力：6. 蒸發器的生產強度（蒸發強度）：7. 有時蒸發操作在加壓或減壓下進行，因此必須求出各種濃度的溶液在不同壓強下的沸點。當缺乏實驗數據時，可以用下式估算：-常壓下由于溶液蒸汽壓下降而引起的沸點升高（即溫度差損失），-操作壓強下由于溶液蒸汽壓下降而引起的溫度差損失，f-校正系數，無量綱。其經驗計算式為：-操作壓強下二次蒸汽的溫度，；-操作壓強下二次蒸汽的汽化熱，kJ/kg9. 因加熱管內液

19、柱靜壓強而引起的溫度差損失計算式往往以液層中部的平均壓強pm及相應的沸點tpm為準，中部壓強為：Pm-液層中部的平均壓強，pa; -液面壓強，即二次蒸汽的壓強，pa;-液體密度，kg/m3； -液層深度，m溫差損失為：tpm-與平均壓強pm相對應的純水的沸點，-與二次蒸汽壓強相對應的純水的沸點，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. 一般根據實踐經驗取效間（指多效）的為1，多效系統中末效或單效蒸發器至冷凝器的為11.512. 溶液的總溫差損失為各種溫差損失之和; 溶液的沸點為：有效溫差為： 或t-溶液的沸點， T-加熱蒸汽的溫度， -有效溫差，-二次蒸汽的溫度， -

20、冷凝器中二次蒸汽的溫度，13. 加熱蒸汽消耗量A:溶液濃縮熱不可忽略時：D-加熱蒸汽的消耗量，kg/h H-加熱蒸汽的焓，kJ/kgh0-原料液的焓，kJ/kg -二次蒸汽的焓，kJ/kgh1-完成液的焓，kJ/kg hw-冷凝水的焓，kJ/kgQL-熱損失，kJ/h若加熱蒸汽的冷凝液在蒸汽的飽和溫度下排除，則H-hw=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驗式;Cp-溶液的比熱容，kJ/(kg*)； cpw-純水的比熱容，kJ/(kg*)cpB-溶質的比熱容，kJ/(kg*) r-加熱蒸汽的汽化熱，kJ/kg -二次蒸汽的汽化熱，kJ/kg若原料

21、液預熱至沸點在進入蒸發器，且忽略熱損失，上式可簡化為：14.基于傳熱外表面積的總傳熱系數Koa-對流傳熱系數，w/(m2*)； d-管徑，m; Rs-垢層熱阻，m2*/Wb-管壁厚度，m; -管材的導熱系數，W/(m*)下標i表示管內側、o表示外側、m表示平均、s表示垢層15. 多效蒸發物料衡算： 而對于任一效i作溶質的衡算 i2對并聯加料的多效蒸發，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-自由度數 C-獨立組分數； -相數 2-只考慮溫度和壓強2. 質量分數和摩爾分數間的換算關系為：3. 烏拉爾定律：，P-溶液上方組分

22、的平衡分壓，pa； p0-在溶液溫度下純組分的飽和蒸汽壓，pa4. 道爾頓分定律：雙組分理想體系氣液平衡時，系統總壓、組分分壓與組成關系：，5. 泡點方程：，露點方程：6. 純組分的飽和蒸汽壓p0和溫度t的關系 安托因方程;7. 揮發度：， 對于理想溶液，因符合拉烏爾定律，則有 8. 習慣上將溶液中易揮發組分的揮發度對難揮發組分的揮發度之比，稱為相對揮發度，以a表示: ，或 9. 氣液平衡方程：10. 非理想溶液的平衡分壓可用修正的拉烏爾定律表示，即： -組分的活性系數當總壓不高時，氣相為理想氣體，則平衡氣相組成為：11. 全塔物料衡算：，F、D、W-分別為原料液、氣相與液相產品流量，kmol

23、/hxF、y、x-分別為原料液、氣相與液相產品組成，摩爾分數若令W/F=q,則D/F=1-q，那么（平衡蒸餾中氣液相組成的關系式）q-液化分率熱量衡算，若加熱器的熱損失可忽略，則 Q-加熱器的熱負荷，kJ/h或kW; F-原料液流量，kmol/h或kmol/scp-原料液平均比熱容，kJ/(kmol.)； tF-原料液的溫度，T-通過加熱器后原料液的溫度，原料液節流減壓后進入分離器，此時物料放出的顯熱等于部分汽化所需的汽化熱，即 te-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 12. 全塔物料衡算 塔頂易揮發組分回收率=塔底難揮發組分的回收率=13. 餾

24、出液采出率：14. 釜液采出率：15. 精餾段操作線方程：，令（回流比），則16. 提餾段操作線方程： 總物料衡算：，易揮發組分的物料衡算：即-提餾段第m層板下降液體中易揮發組分的摩爾分數-提餾段第m+1層板上升蒸汽中易揮發組分的摩爾分數q-進料熱狀況參數 則提餾段操作線方程：17. q線方程（進料方程）：進料熱狀況進料的焓IFq值冷液體IF1+飽和液體IF=IL1氣液混合物ILIFIV0qIV0+18. 芬斯克方程：、Nmin-全回流時最少理論板層數（不包括再沸器）am-全塔平均相對揮發度，當a變化不大時，可取塔頂的和塔底的a的幾何平均值19. 簡單蒸餾 若蒸餾的溶液為理想溶液，則 a-相對

25、揮發度若x-y的平衡關系為直線，y=mx+b則 20.逐板計算法 若塔頂采用全凝器 則y1=xD=已知值 可由y1用氣液平衡方程求得x1.。然后用精餾段方程 求得y2，直到計算到xnxF（僅指飽和液體進料情況）說明第n層理論版為加料板，因此精餾段所需理論板層數為（n-1）提餾段 ，故可用提餾段操作線方程求，即 然后利用平衡方程求，直到為止。因一般再沸器內氣液兩相視為平衡，再沸器相當于一層理論板，故提餾段所需理論板數為（m-1）。21. 直接蒸汽加熱理論板數的求法精餾段和q線沒啥區別。對提餾段進行修正V0-直接加熱蒸汽的流量，kmol/h； y0-加熱蒸汽中易揮發組分的摩爾分數，一般y0=022

26、. 全回流時的回流比： 23. 最小回流比的計算A：作圖法 讀q線與平衡線的交點（xq、yq) B： 解析法 飽和液體進料時，xq=xF,故飽和蒸汽進料時，yq=yF,故通常，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 見課本 下 p3724. 單板效率（默弗里效率）EM 通常由實驗測定EMV-氣相默弗里效率； EML-液相默弗里效率；-與xn成平衡的氣相組成，摩爾分數 -與yn成平衡的液相組成，摩爾分數全塔效率 E-全塔效率，%； NT-理論板層數； Np-實際板層數25. 精餾塔塔徑計算D-精餾塔內徑，m; u-空塔速度，m/s； Vs-塔內上

27、升蒸汽的體積流量，m3/s精餾段Vs的計算 若精餾塔操作壓強較低時，氣體可視為理想氣體混合物，則V-精餾段千摩爾流量，kmol/h v-在精餾段平均壓強和溫度下的氣相密度，kg/m3Mm-平均摩爾質量，kg/kmol ；T、T0-分別為操作的平均溫度和標準狀況下熱力學溫度，KP、P0-分別為操作的平均壓強和標準狀況下的壓強，pa26. 冷凝器的熱負荷Qc-全凝器的熱負荷，kJ/h； IVD-塔頂上升蒸汽的焓，kJ/kmolILD-塔頂餾出液的焓，kJ/kmol冷卻介質消耗量可按下式計算 Wc-冷卻介質消耗量，kg/h； cpc-冷卻介質的比熱容，kJ/(kg*）t1、t2-分別為冷卻介質在冷凝

28、器的進出口處的溫度，27. 再沸器的熱負荷 若近似取ILW=ILm,且因V=L-W，則QB-再沸器的熱負荷，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-釜殘液的焓，kJ/kmolILm-提餾段底層塔板下降液體的焓，kJ/kmol；加熱介質消耗量可用下式計算：、Wh-加熱介質消耗量，kg/h；IB1、IB2-分別為加熱介質進出再沸器的焓，kJ/kg若用飽和蒸汽加熱，且冷凝液在飽和溫度下排出，則加熱蒸汽的消耗量可按下式計算： r-加熱蒸汽的汽化熱，kJ/kg第七章 干燥1. 濕度：H-濕空氣的濕度，kg/kg（水汽/絕干氣）； M-摩爾質量，

29、kg/kmoln-物質的量，kmol 下標v表示水蒸氣、g表示絕干氣對水蒸汽-空氣系統，上式可寫為 常壓下濕空氣可視為理想混合氣體： p-水汽的分壓，pa或kpa； P-總壓，pa或kpa2. 相對濕度：p-濕空氣中水汽的分壓，pa； ps-同溫度下水的飽和蒸汽壓，pa濕空氣的H與之間的關系： P-總壓，pa3. 濕比熱容：，在0120時， 4. 濕空氣焓：，具體表達式為：5. 濕容積：1kg絕干空氣體積和相應水汽體積之和稱為濕空氣的比容。6. 比熱容（濕熱）cH:濕空氣中1kg絕干空氣及相應水汽的溫度升高（或降低）1所需要（或放出）的熱量。 cH-濕空氣的比熱容，kJ/(kg*)cg-絕干空

30、氣的比熱容，kJ/(kg*); cv-水汽的比熱容，kJ/(kg*)常壓和0200范圍內，可近似地視cg及cv為常數，其值為：代入上式得：7. 濕空氣的焓I：濕空氣1kg絕干空氣的焓與相應水汽的焓之和。 I-濕空氣的焓，kJ/kg，kg指絕干氣； Ig-絕干空氣的焓，kJ/kg； Iv-水汽的焓，kJ/kg根據焓的定義，對溫度t，濕度H的濕空氣可寫出焓的計算式為-0時水的汽化熱， 故上式可寫為：8. 干球溫度t是空氣的真實溫度，可用普通溫度計測出。 濕球溫度tw可用濕球溫度計測量。 a-空氣向濕棉布的對流傳熱系數， -濕球溫度下空氣的飽和濕度，kg/kg-濕球溫度下水汽的汽化熱，kJ/kg -

31、以溫度差為推動力的傳質系數，9. 絕熱飽和冷卻溫度：若兩相有足夠長的接觸時間，最終空氣為水汽所飽和，而溫度降到與循環水溫相同，這種過程稱為濕空氣的絕熱飽和冷卻過程或等焓過程，達到穩定狀態下的溫度稱為初始濕空氣的絕熱飽和冷卻溫度，簡稱絕熱飽和溫度，以表示，與之相應的濕度稱為絕熱飽和溫度，以表示。 -0水的汽化熱，kJ/kg對于水蒸氣-空氣系統，10. 露點溫度td(此時=1）：，即-濕空氣在露點下的飽和濕度，kg/kg； -露點下水的飽和蒸汽壓，pa11. 對水蒸汽-空氣系統，干球溫度、絕熱飽和溫度（即濕球溫度）及露點三者之間的關系為：不飽和空氣 飽和空氣 12. 濕基含水量w:水分在濕物料中的

32、質量百分數，即干基含水量X: X-濕物料的干基含水量，kg/kg兩濃度之間的關系：13干燥系統的物料衡算A:水分蒸發量 L-單位時間內消耗的絕干空氣質量流量，kg/s；W-單位時間內水分的蒸發量，kg/sH1、H2-分別為濕空氣進、出干燥器的濕度，kg/kg；G-單位時間內絕干物料的流量，kg/sX1、X2-分別為濕物料進、出干燥器時的干基含水量，kg/kg；G1、G2-分別為進、出干燥器的濕物料質量流量，kg/sB:空氣消耗量L -每蒸發1kg水分消耗的絕干空氣的數量，稱為單位空氣消耗量，kg/kgC：干燥產品流量G2： -物料進干燥器時的濕基含水量；-物料離開干燥器時的濕基含水量14. 干

33、燥系統的熱效率：蒸發水分所需的熱量為：-空氣離開干燥器時的溫度，； -濕物料進入干燥器的溫度， 若忽略濕物料中水分帶入系統中的焓，上式簡化為：則：15. 連續干燥系統中焓衡算的基本方程式：單位時間內預熱器消耗的熱量為：單位時間內向干燥器補充的熱量：則總消耗的熱量為：-單位時間內預熱器消耗的熱量，kW; -單位時間內向干燥器補充的熱量，kW-干燥器的熱損失速率，若干燥器中采用輸送裝置輸送物料，則輸送裝置帶入、帶出的熱量也應計入，kW； -分別為濕物料進、出干燥器的焓，kJ/kg-分別為空氣進入預熱器、離開預熱器（即進入干燥器）和離開干燥器時的濕度，kg/kg經過簡化;t0、t1、t2-分別為空氣

34、進入預熱器、離開預熱器（即進入干燥器）和離開干燥器時的溫度， cm-濕物料的平均比熱容，kJ/(kg*） 1、2-分別為濕物料進、出干燥器的溫度，； G-單位時間內絕干物料的流量，kg/sL-單位時間內消耗的絕干空氣質量流量，kg/s； W-單位時間內水分的蒸發量，kg/scw-純水的比熱容，kJ/(kg*）； cs-絕干物料的比熱容，kJ/(kg*）第8章 吸收1. 亨利定律 -溶質在氣相中的平衡分壓，kpa;x-溶質在液相中的摩爾分數； E-亨利系數，其數值隨物系的特性及溫度而異。單位與與壓強一致 c-物質的量濃度，kmol/m3； H-溶解度系數，kmol/(kN*m)若溶液中溶質A的濃

35、度為c kmol/m3而密度為kg/m3，則1m3溶液中所含的溶質A為c kmol而溶劑S為kmol（MA及MS分別為溶質A及溶劑S的摩爾質量），于是可知則 對于稀溶液：若溶質在液相和氣相中的濃度分別用摩爾分數x和y表示，亨利定律可寫成如下形式，即; m-相平衡常數，或分配系數，無量綱。x-液相中溶質的摩爾分數； y-與該液相成平衡的氣相中溶質的摩爾分數由可知 則 所以2. 摩爾比： 則 、亨利定律的幾種表達式： 3. 菲克定律： JA-物質A在z方向上的分子擴散通量，kmol/(m2*s)-物質A在z方向上的濃度梯度，即物質A的濃度cA在z方向上的變化率，kmol/m4DAB-物質A在介質B

36、中的分子擴散系數，m2/s4. 穩定的等分子反向擴散:兩容器內氣體總壓相同，所以連通管內任一截面上單位時間單位面積向右傳遞的A分子數與向左傳遞的B分子數必定相等。傳質速率為： D-擴散系數 z-擴散距離 p-壓強5. 一組分通過另一停留組分的擴散： 其中 -漂流因數，無量綱當混合氣體中組分A的濃度很低時，因而6. 液相中的穩定分子擴散 組分A在液相中的傳遞速率關系式：-溶質A在液相中的傳質速率，kmol/(m2*s)；z-1、2截面間的距離，m-溶質A在溶劑S中的擴散系數，m2/s; c-溶液的總濃度，kmol/m3cA1、cA2-1、2截面上的溶質的濃度，kmol/m3；cSm-1、2截面上

37、溶劑S濃度對數均值，kmol/m37. 對于氣體A在氣體B中（或B在A中）的擴散系數，可按馬克斯韋爾-吉利蘭公式進行估算：(此式誤差較大，但使用比較方便0D-擴散系數，m2/s； P-總壓強，pa； T-溫度，K；MA、MB-分別為A、B兩種物質的摩爾質量，kg/kmol；vA、vB-分別為A、B兩物質的分子體積，m3/kmol分子體積v是1kmol物質在其正常沸點下呈液態時的體積，m3.對于一定的氣體物質，擴散系數與總壓成反比，而與絕對壓強的3/2次方成正比，即： 根據此式可由已知溫度T0、壓強P0下的擴散系數D0推算出溫度為T 、壓強為P時的擴散系數D。非電解質稀溶液中的擴散系數可用下式作

38、粗略的估算：-溶質A在溶劑B中的擴散系數，m2/s；T-溫度，K；-溶液的黏度，Pa*sMB-溶劑的摩爾質量，kg/kmol； -溶質的摩爾體積，m3/kmol-溶劑的締合因子8. 對流傳質由氣相主體至相界面的對流傳質速率關系式，即 NA-溶質A的對流傳質速率，kmol/（m2*s);zG-氣相有效滯留膜層厚度，m;p-氣相主體中溶質A分壓，kpa；pi-相界面處的溶質A分壓，kpapBm-惰性組分B在氣相主體中與相界面處的分壓的對數均值，kPa液相中對流傳質速率關系式:-液相有效滯留膜層厚度，m； c-液相主體的溶質A濃度，kmol/m3ci-相界面處的溶質A濃度，kmol/m3；C-溶液的

39、總濃度，kmol/m3cSm-溶劑S在液相主體與相界面處的濃度的對數均值，kmol/m39. 氣膜吸收速率方程式： 其中 -傳遞阻力 -氣膜推動力當氣相的組成以摩爾分數表示時，相應的氣膜吸收速率方程式為：y-溶質A在氣相主體中的摩爾分數；-溶質A在相界面處的摩爾分數。10. 液膜吸收速率方程式： -液膜吸收系數，m/s-液膜的傳遞阻力 -液膜推動力當液相的組成以摩爾分數表示時： 其中11. 總吸收系數與其相應的吸收速率方程式A：以表示總推動力的吸收速率方程式：令p*代表與液相主體濃度c成平衡的氣相分壓，p為吸收質在氣相主體中的分壓。令總阻力 則 -氣相總吸收系數，kmol/(m2*s*kpa)

40、-分別為液膜阻力和氣膜阻力對于易溶氣體，傳質阻力主要存在于氣膜之中，此時B：以表示總推動力的吸收速率方程式：令c*代表與氣相分壓p成平衡的液相濃度。 令 則-分別為液膜阻力和氣膜阻力 KL-液相總吸收系數，m/s對于難溶氣體 ，傳質阻力絕大部分存在于液膜中，此時C：以表總推動力的吸收速率方程式 ：Y*為與液相濃度X成平衡的氣相濃度 令 則 -氣相總吸收系數，kmol/(m2*s)當吸收質在氣相中的濃度很小時，Y和Y*都很小，此時D:以表示總推動力的吸收速率方程式 令液相濃度以摩爾比X表示，與氣膜濃度Y成平衡的液相濃度以表示。 令 則-液相總吸收系數，kmol/(m2*s)當吸收質在液相中的濃度

41、很小時，X和X*都很小，此時12. 吸收塔的物料衡算 V-單位時間內通過吸收塔的惰性氣體量，kmol/s；L-單位時間內通過吸收塔的溶劑量，kmol/s； Y1、Y2-分別為進塔及出塔氣體中溶質組分的摩爾比，kmol/kmolX1、X2-分別為出塔及進塔液體中溶質組分的摩爾比，kmol/kmol -混合氣中溶質A被吸收的百分率，稱為吸收率或回收率13. 吸收塔的操作線方程在逆流操作的填料塔內，氣體自下而上，其濃度由Y1逐漸變至Y2；液體自上而下，其濃度由X2逐漸變至X1。 14. 最小氣液比的圖解方法見 課本 p10810915. 低濃度氣體吸收時計算填料層高度的基本關系式： 及a-單位體積填料層所提供的有效接觸面積，m2/m3-塔截面積，m2氣相傳質單元高度：氣相總傳熱單元數： 則 同理 16.