化学计算公式总结 化工计算公式

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化学计算公式总结 化工计算公式篇一

习题

1-8 在连续精馏塔中分离某理想二元混合液。已知精馏段操作线方程为y=0.723x+0.263，提馏段操作线方程为y′=1.25x′-0.0187。若原料液于露点温度下进入精馏塔中，试求原料液、馏出液和釜残液的组成及回流比。

1-12用一连续精馏塔分离由组分a、b所组成的理想混合液。原料液中含a 0.44，馏出液中含a 0.957（以上均为摩尔分率）。已知溶液的平均相对挥发度为2.5，最小回流比为1.63，说明原料液的热状况，并求出q值。

1-13(类似)以连续精馏塔分离某二元混合物。进料xf=0.50（摩尔分率，下同），q=1，塔顶产品d=50kmol/h，xd=0.95，塔顶馏出液中易挥发组分回收率η=0.96。塔顶采用一个分凝器及一个全凝器。分凝器液体泡点回流。已知回流液浓度x0=0.88，离开第一块塔板的液相浓度x1=0.79。塔底间接蒸汽加热。塔板皆为理论板，相对挥发度α为2.59。操作回流比r为1.602试求：①加料流量f；②操作回流比是rmin的倍数；③精馏段、提馏段气相流量。

解：1)dxd/(fxf)即0.96500.95（/f0.50）f98.96kmol/h

2）y1x2.590.790.90691(1)x11.590.79平衡线：y2.59x（/11.59x），q线：.x0.50则交点为：xq0.50，yq0.7214 rminxdyqyqxq0.950.72141.0330.72140.50

r/rmin1.602/1.0331.553）vv（1r）d（11.602）50130.1kmol/h例1 在常压连续精馏塔中分离两组分理想溶液。该物系的平均相对挥发度为2.5。原料液组成为0.35（易挥发组分摩尔分率，下同），饱和蒸气加料。塔顶采出率d/f为40%，且已知精馏段操作线方程为y=0.75x+0.20，设原料液流量f=100kmol/h 试求：1．提馏段操作线方程；

2．若塔顶第一板下降的液相组成为0.7，求该板的气相默夫里效率emv1。

解：先由精馏段操作线方程求得r和xd，通过全塔物料衡算求得d、w及xw，而后即可求出提馏段操作线方程。emv1可由默夫里效率定义式求得。1．提馏段操作线方程 由精馏段操作线方程知

r0.75 r1解得

r=3.0

xd0.20 r1解得

xd=0.8 原料液流量f=100kmol/h 则

d=0.4×100=40kmol/h

w=60kmol/h

xwfxfdxd1000.35400.80.05 fd10040因q=0，故

l′=l=rd=3×40=120kmol/h

v′=v－（1－q）f=（r+1）d－（1－q）f=4×40－100=60kmol/h 提馏段操作线方程为

ylw12060xxwx0.052x0.05 vv60602．板效率emv1

由默夫里板效率定义知：

emv1y1y2*y1y2

其中

y1=xd=0.8

y2=0.75×0.7+0.2=0.725

故

*y1ax12.50.70.85 41a1x111.50.70.800.7250.5858%

0.8540.725emv1

例题5．一连续精馏塔，泡点进料。已知操作线方程如下：

精馏段

y = 0.8 x + 0.172

提馏段

y = 1.3 x – 0.018

求原料液、馏出液、釜液组成及回流比。

解：由精馏段操作线方程

，得 r = 4；，得 xd = 0.86

将提馏段操作线方程与对角线方程 y = x 联立

解得 x = 0.06，即 xw = 0.06

将两操作线方程联立

解得 x = 0.38

因是泡点进料，q = 1，q线垂直，两操作线交点的横坐标即是进料浓度，∴ xf = 0.38

例题6．一连续精馏塔分离二元理想混合溶液，已知某塔板的气、液相组成分别为0.83和0.70，相邻上层塔板的液相组成为0.77，而相邻下层塔板的气相组成为0.78（以上均为轻组分a的摩尔分数，下同）。塔顶为泡点回流。进料为饱和液体，其组成为0.46。若已知塔顶与塔底产量比为2/3，试求：精馏段操作线方程；提馏段操作线方程。

解：精馏段操作线方程

依精馏段操作线方程 yn1xrxndr1r1

xr0.77dr1r1(a)将该板和上层板的气液相组成代入有

xr0.780.70dr1r1(b)再将该板和下层板的气液相组成代入有

0.83联立（a）、（b）解得 r2.0，xd0.95

y则精馏段操作线方程为

（2）提馏段操作线方程

20.95x2121 即 3y2x0.95

wxwl/ym1/xm/lwlw 提馏段操作线方程的通式为

/将 llqf,fdw q1(泡点进料)代入上式则有

wxwlqfym1xmlqfw lqfw

wxwldwxmldld

r1wdwdym1xmxwr1r1转化上式为（c）dxfxw20.46xwwxx0.950.46 dw 即 3根据

x0.13 解得 w将有关数据代入（c），则提馏段操作线方程为

y213232x0.132121 即 3y4.5x0.195

化学计算公式总结 化工计算公式篇二

比容：单位质量的流体所具有的体积，用v表示

剪应力：单位面积上的内摩擦力，以τ

压强：流体的单位表面积上所受的压力，称为流体的压力强度，简称压强

流量：单位时间内通过管道任一截面的流体量

体积流量：单位时间内流体流经管道任一截面的体积，质量流量：单位时间内流体流经管道任一截面的质量，流速：单位时间内流体质点在流动方向上所流经的距离，稳态流动：流体在各截面上的有关物理量仅随位置而变，不随时间改变。

流动边界层：流体流经固体壁面时，由于粘性力的存在，在壁面附近产生了速度梯度，这一存在速度梯度的区域称为流动边界层。

局部阻力：流体流经一定管件、阀门及管截面的突然扩大及缩小等局部地方所引起的阻力。直管阻力：流体流经一定管径的直管时由于流体的内摩擦而产生的阻力。

绝对粗糙度：壁面凸出部分的平均高度，相对粗糙度：绝对粗糙度与管道直径的比值

水力半径：流体在流道里的流通截面与润湿周边长度之比，（当量直径为4倍的水力半径）气缚：离心泵启动时，泵内存有空气，由于空气密度很低，旋转后产生的离心力小，因而叶轮中心区所形成的低压不足以将贮槽内的液体吸入泵内，虽启动离心泵也不能输送液体。轴功率n：单位时间电动机输入泵轴的能量。

压头：也叫扬程，是离心泵对单位重量流体所提供的有效能量。

容积损失：叶轮出口处高压液体因机械泄漏返回叶轮入口所造成的能量损失。

水力损失：黏性液体流经叶轮通道蜗壳时产生的摩擦阻力以及在泵局部处因流速和方向改变引起的环流和冲击而产生的局部阻力。

机械损失：由泵轴和轴承之间，泵轴和填料函等产生摩擦引起的能量损失。

均相物系：物系内部各处组成均匀且不存在相界面。

床层的自由截面积：单位床层截面上未被颗粒占据的面积，流体可自由通过的面积。床层的比表面积：单位体积床层中所具有的固体颗粒表面积。

自由沉降：单一颗粒在粘性流体中不受其他颗粒干扰的沉降。

离心沉降：依靠惯性离心力的作用而实现的沉降过程。

过滤：利用重力或压差使悬浮液通过多孔性过滤介质，将固体颗粒截留，从而实现固液分离。过滤速率：单位四级获得的滤液体积

过滤速度：单位时间通过单位过滤面积的滤液体积。

热传导：物体各部分之间不发生相对位移，仅借分子、原子和自由电子等微观粒子的热运动而引起的热能传递。

热对流：流体各部分之间发生相对位移所引起的热传递过程

稳态传热：传热过程中，如果传热系统中各处温度只随位置而变，不随时间而变。等温面：温度场中同一时刻下温度相同的各点组成的面。

温度梯度：等温面法线方向上的温度变化率。

化学计算公式总结 化工计算公式篇三

化工原理总结

张晓阳

2023-2023 第一章 流体流动 1.牛顿黏性定律

2.流体静力学的方程运用：

（1）测压力：u管压差计，双液u管微压差计（2）液位测量。（3）液封高度的测量。3.湍流和层流。

4.流体流动的基本方程：连续性方程（质量守恒原理），能量守恒方程（包括内能，动能，压力能，位能），伯努利方程。

5.边界层与边界层分离现象：边界层分离条件：流体具有粘性和流体流动的过程中存在逆压梯度。工程运用;飞机的机翼，轮船的船体等均为流线形，原因是为减小边界层分离造成的流体能量损失。6.流体的管内流动的阻力计算:（1)流体在管路中产生的阻力：摩擦阻力（直管阻力）和形体阻力（局部阻力）

形体阻力的来源：流体流经管件、阀门以及管截面的突然扩大和缩小等局部地方引起边界层分离造成的阻力。

（2)管内层流的摩擦阻力的计算:范宁公式和哈根—泊谡叶公式。管内湍流的摩擦阻力的计算：经验公式。

（3)管路上的局部阻力：当量长度法和阻力系数法。7.流量的测量（知识点综合运用）（1）测速管（2）孔板流量计（3）文丘里流量计（4）转子流量计

第二章 流体输送机械

1.离心泵的工作原理及基本结构 2.离心泵的基本方程

3.离心泵的理论压头影响因素分析（叶轮转速和直径，叶片的几何形状，理论流量，液体密度）4.离心泵的特性方程

5.离心泵的性能参数（流量，扬程，效率，有效功率和轴功率）6.离心泵的安装高度 7.离心泵的汽蚀现象;8.离心泵的抗汽蚀性能：npsh，离心泵的允许安装高度。9.离心泵的工作点 10.离心泵的类型

11.其他类型化工用泵：往复泵（计量泵、隔膜泵、活塞泵）、回转式泵、旋涡泵。12.气体输送和压缩机械（通风机、鼓风机、压缩机、真空泵）

第三章非均相混合物分离及固体流态化

1.颗粒的特性 2.降尘室的工作原理 3.沉降槽的工作原理

4.离心沉降的典型设备是旋风分离器，其原理。

5.过滤操作的原理（化工中应用最多的是以压力差为推动力的过滤）、过滤基本方程、过滤速率与过滤速度

6.过滤设备：板框压滤机、加压叶虑机、转筒真空过滤机 7.间歇、连续过滤机的生产能力

第四章 液体搅拌

1.搅拌额目的。

2.搅拌器的两个基本功能及适用场所。3.均相液体搅拌的机理是什么。4.选择放大准则的基本要求是什么。

第五章 传热

1.传热方式: 热传导，对流，热辐射(1)导热 若物体各部分之间不发生相对位移，仅借分子、原子和自由电子等微观粒子的热运动而引起的热量传递称为热传导（导热）。(2)对流传热

热对流是指流体各部分之间发生相对位移、冷热流体质点相互掺混所引起的热量传递。热对流仅发生在流体之中, 而且必然伴随有导热现象。（3）辐射传热

任何物体, 只要其绝对温度不为零度(0k), 都会不停地以电磁波的形式向外界辐射能量, 同时又不断地吸收来自外界物体的辐射能, 当物体向外界辐射的能量与其从外界吸收的辐射能不相等时, 该物体就与外界产生热量的传递。这种传热方式称为热辐射。

2.冷热流体热交换方式：(1)直接接触式换热(2)蓄热式换热(3)间壁式换热

3.热传导：平壁传热速率，n层平壁的传热速率方程；圆筒壁的热传导（单层和多层）

4.换热器的传热计算：总传热系数的计算 5.传热计算方法：平均温度差法，传热单元数法！6.对流传热原理及其传热系数的计算

7.辐射传热：黑体，镜体，透热体和灰体，物体的辐射能力 8.换热器

（1）分类：混合式换热器，蓄热式换热器，间壁式换热器（2）间壁式换热器：管壳式换热器（固定管板式换热器，浮头式换热器，u型管式换热器），蛇管换热器，套管换热器。

（3）换热器传热过程的强化：增大传热面积s，增大平均温度差，增大总传热系数k（4）换热器设计的基本原则

第六章 蒸发

1.蒸发的目的：（1)制取增溶的液体产品（2）纯净溶剂的制取（3）回收溶剂 2.蒸发的概念

3.蒸发过程的分类及蒸发过程的特点 4.蒸发设备:循环冷却器

第七章传质与分离过程概论

1.传质的分离的方法：平衡分离，速率分离。

2.质量传递的方式：分子传质（分子扩散）和对流传质（对流扩散）（1）分子扩散：菲克定律

（2）对流传质：涡流扩散，对流传质机理，相际间的传质（双模模型,溶质渗透模型)3.传质设备：板式塔和填料塔。

第八章 气体吸收

1.气体吸收的运用：

2.吸收操作：并流操作和逆流操作 3.气体吸收的分类：

4.吸收剂的选择：（1）溶解度（2）选择性（3）挥发度（4）粘度 5.吸收过程的相平衡关系：通常用气体在液体中的溶解度及亨利定律表示。

6..相平衡关系的应用：判断传质进行的方向，确定传质的推动力，指明传质进行的极限。

7.吸收过程的速率关系：膜吸收速率方程（气膜、液膜吸收速率方程），总吸收速率方程。

8.低组成气体吸收的计算：全塔物料衡算，操作线方程 9.吸收剂用量的确定:（1）最小液气比（2）适宜的液气比 10.吸收塔有效高度的计算：（1）传质单元数法（2）等板高度法 11.其他吸收与解吸 12.填料塔

（1）塔填料：散装填料与规整填料等

（2）填料塔的内件：填料支撑装置，填料压紧装置，液体分布装置，液体收集及再分布装置。

（3）填料塔流体力学能与操作特性

第九章 蒸馏 一．相关概念：

1、蒸馏：利用混合物中各组分间挥发性不同的性质，人为的制造气液两相，并使两相接触进行质量传递，实现混合物的分离。

2、拉乌尔定律：当气液平衡时溶液上方组分的蒸汽压与溶液中该组分摩尔分数成正比。

3、挥发度：组分的分压与平衡的液相组成（摩尔分数）之比。

4、相对挥发度：混合液中两组分挥发度之比。

5、精馏：是利用组分挥发度的差异，同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。

6、理论板：气液两相在该板上进行接触的结果，将使离开该板的两相温度相等，组成互成平衡。

7、采出率：产品流量与原料液流量之比。

8、操作关系：在一定的操作条件下，第n层板下降液相的组成与相邻的下一层（n+1）板上升蒸汽的组成之间的函数关系。

9、回流比：精流段下降液体摩尔流量与馏出液摩尔流量之比。

10、最小回流比：两条操作线交点落在平衡曲线上，此时需要无限多理论板数的回流比。

11、全塔效率：在一定分离程度下，所需的理论板数和实际板数之比。

12、单板效率：是气相或液相通过一层实际板后组成变化与其通过一层理论板后组成变化之比值。

二：单级蒸馏过程：平衡蒸馏和简单蒸馏及其计算 三：多级精馏过程：精馏（连续精馏和间歇精馏）

四：两组分连续精馏的计算：全塔物料衡算和操作线方程，理论板层数的计算（图解法、逐板计算法和简捷法），最小回流比的计算及选择。

五：间歇精馏和特殊精馏以及多组分精馏概述（了解部分）六:板式塔

(1)塔板类型：泡罩塔，筛孔塔板和浮阀塔板。(2)塔高及塔径的计算(3)塔板的结构：溢流装置

(4)板式塔的流体力学性能和操作特性

第十一章 干燥

一、名词解释

1、干燥:用加热的方法除去物料中湿分的操作。

2、湿度（h）:单位质量空气中所含水分量。

3、相对湿度（）:在一定总压和温度下，湿空气中水蒸气分压与同温度下饱和水蒸气压比值。

4、饱和湿度(s):湿空气中水蒸气分压等于同温度下水的饱和蒸汽压时的湿度。

5、湿空气的焓（i）:每kg干空气的焓与其所含hkg水汽的焓之和。

6、湿空气比容(vh):1kg干空气所具有的空气及hkg水汽所具有的总体积。

7、干球温度(t):用普通温度计所测得的湿空气的真实温度。

8、湿球温度(tw):用湿球温度计所测得湿空气平衡时温度。

9、露点(td);不饱和空气等湿冷却到饱和状态时温度。

10、绝对饱和温度(tas)：湿空气在绝热、冷却、增湿过程中达到的极限冷却温度。

11、结合水分：存在于物料毛细管中及物料细胞壁内的水分。

12、平衡水分：一定干燥条件下物料可以干燥的程度。

13、干基含水量：湿物料中水分的质量与湿物料中绝干料的质量之比。

14、临界水分：恒速段与降速段交点含水量。

15、干燥速率：单位时间单位面积气化的水分质量。二：湿空气的性质及湿度图 三：干燥过程的物料衡算与热量衡算 四：干燥速率与干燥时间 五：真空冷冻干燥

六：干燥器：厢式干燥器，转筒干燥器，气流干燥器，流化床干燥器，喷雾干燥器真空冷冻干燥器等 七：增湿与减湿

化学计算公式总结 化工计算公式篇四

化工原理化工计算所有公式总结

第一章 流体流动与输送机械

1.流体静力学基本方程：p2p0gh

2.双液位u型压差计的指示: p1p2rg(12))3.伯努力方程：z1g12p112p2 u1z2gu22212p112p2u1z2gu2wf+ 224.实际流体机械能衡算方程：z1g5.雷诺数：redu

lu232lupf6.范宁公式：wf 2d2d7.哈根-泊谡叶方程：pf32lu

2d2a1a18.局部阻力计算：流道突然扩大：1流产突然缩小：0.51 a2a2

第二章 非均相物系分离

1.恒压过滤方程：v22vevka2t

令qv/a，qeve/a则此方程为：q22qeqkt

第三章 传热

1.傅立叶定律：dqdatdt，qa ndx2.热导率与温度的线性关系：0(1t)3.单层壁的定态热导率：qat1t2t，或q

bbam4.单层圆筒壁的定态热传导方程： qtt2l(t1t2)或q12

b1r2lnamr1qlnrc（由公式4推导）2l5.单层圆筒壁内的温度分布方程：t6.三层圆筒壁定态热传导方程：q2l(t1t4

1r21r31r4lnlnln1r12r21r37.牛顿冷却定律：qa(twt)，qa(twt)

lcpgtl328.努塞尔数nu普朗克数pr 格拉晓夫数gr 29.流体在圆形管内做强制对流：

re10000，0.6pr1600，l/d50

ducpnu0.023re0.8prk，或0.023，其中当加热时，k=0.4，冷却时k=0.3 d10.热平衡方程：qqm1[rcp1(tst2)]qm2cp2(t2t1)

无相变时：qqm1cp1(t1t2)qm2cp2(t2t1)，若为饱和蒸气冷凝：qqm1rqm2cp2(t2t1)11.总传热系数：

0.8k11bd11d1 k1dm2d2d11bd11d1rs1rs21 k1dm2d2d212.考虑热阻的总传热系数方程：13.总传热速率方程：qkat

qct1t2ka1m1p114.两流体在换热器中逆流不发生相变的计算方程：lnt2t1qm1cp1qm2cp2qm1cp1t1t1ka115.两流体在换热器中并流不发生相变的计算方程：lnt2t2qm1cp1qm2cp216.两流体在换热器中以饱和蒸气加热冷流体的计算方程：ln

  tt1ka tt2qm2cp2第四章 蒸发

1.蒸发水量的计算：fx0(fw)x1lx1 水的蒸发量：wf(12.x0)x1f0

fw3.完成时的溶液浓度：x4.单位蒸气消耗量：wr'，此时原料液由预热器加热至沸点后进料，且不计热损失，r为加热时的蒸气汽化潜热drr’为二次蒸气的汽化潜热 5.传热面积：aq，对加热室作热量衡算，求得qd(hhc)dr，ttt1，t为加热蒸气的温度，ktmt1为操作条件下的溶液沸点。6.蒸发器的生产能力：qka(tt1)蒸发器的生产强度（蒸发强度）：e7.w q第六章 蒸馏

001.乌拉尔定律：papaxa，papb(1xa)

2.道尔顿分定律：ppapb

3.双组分理想体系气液平衡时，系统总压、组分分压与组成关系：papyapaxa，pbpybpbxb

oooppbpappb4.泡点方程：xao，露点方程：ya oooppapbpapb005.挥发度：apaxaab，bpb xb6.相对挥发度: payxxa，或aa pbybxbxb7.相平衡方程：yx

1(1)x8.全塔物料衡算：fdw，fxfdxdwxw 9.馏出液采出率：dxfxw fxdxw10.釜液采出率：wxdxf fxdxwldxnxd vv11.精馏段操作线方程：vld，vyn1lxndxd，yn1令rlr1xnxd（回流比），则yn1dr1r112.提馏段操作线方程： 总物料衡算：l'v'w，易挥发组分的物料衡算：l'xmv'ym1wxw 即ym1l'wxmxw l'wl'w'hhf饱和蒸气的焓—原料的焓每摩尔原料汽化为饱和蒸气所需的热量13.q hh饱和蒸气的焓—饱和流体的焓原料的摩尔汽化潜热14.q线方程（进料方程）：yxqxf q1q1 15.芬斯克方程：nmin

第七章 干燥 1.湿度：hxd1xwlg1xxdw1lgmnvmv18nvpv 0.622nama29nappvpv100% ps2.相对温度：3.湿比热容：chcacvh，在0~120℃时，ch1.011.88h

4.湿空气焓：ihiahiv，具体表达式为：ihi(1.011.88h)t2492h

273t1.013105273t1.0131051h5.湿比体积：vh 22.40.7721.244h22.4273p273p29186.露点温度：h0.622，即pd

0.622hppd