聚星_聚星平台-官方授权注册服务中心Kg/m 3,x--液体混合物中各组分的质量分数。 10 。表压强=绝对压强-大气压强 真空度=大气压强-绝对压强

　　表示在定态流动系统中，流体流经各截面的质量流量不变，而流速u 随管道截面积A 及流体的密度ρ而变化。

　　式中Re x 为以距平板前缘距离x 作为几何尺寸的雷诺数，即μxp u s x =Re ，u s 为主流区的流

　　16 对于滞留流动，稳定段长度x 。与圆管直径d 及雷诺数Re 的关系： Re

　　式中系数在不同的文献中会有所不同，主要是因公式推导过程中，所假设截面平均流速u 与管中心最大流速u max 的比值不同而引起的。当81.0max

　　18. 湍流时，在不同的Re 值 范围内，对不同的管材，λ的表达式不相同： 光滑管：

　　19.r H 水力半径的定义是流体在管道里的流通截面A 与润湿边长Π之比，即;

　　20对于流体流经直径不变的管路时，如果把局部阻力都按照当量长度的概念来表示，则管

　　21. 测速管又称皮托管 h C u r ?=2 u r --流体在测量点处的局部流速。 Δh--测量点处 冲压能与静压能之差 对于标准的测速管，C=1：通常取C=0.98~1

　　（Pa-Pb)可由孔板前后测压口所连接的压力差计测得。A1、A2分别代表管道与孔板小孔的截面积 C 0查图获得一般在0.6~0.7 23. 文丘里流量计 ρ

　　形截面积 C R 转子流量计的流量系数 V f 、A f 、ρf 分别为转子的体积 大部分的截面积 材质密度

　　25.离心泵的性能参数：流量、压头、效率、轴功率。 能量损失：容积ηv 、机械ηm 、水力ηh 损失 总效率：η=ηv ηm ηh

　　H 实验是在大气压为98.1Kpa(10mH 2O)下，用20℃清水为介质进行的。其他条件需进行换算，即

　　H ---实验条件下输送水时的允许吸上真空度，即在水泵性能表上查的数值，mH 2O

　　H a ---泵安装地区的大气压强，mH 2O ，其值随海拔高度的不同而异 P v ----操作温度下液体的饱和蒸汽压，Pa 10---实验条件下大气压强，mH 2O 0.24--20℃下水的饱和蒸汽压，mH 2O 1000--实验温度下水的密度，Kg/m^3 ρ--操作温度下液体的密度，kg/m^3

　　P 1---泵入口处允许的最低压强，pa 若贮槽上方与大气相通，则p 0即为大气压强p a ,上式可表示为：

　　在同一压头下，两台并联泵的流量等于单台泵的两倍；而两台泵串联操作的总压头必低于单台泵压头的两倍

　　当过滤介质阻力可以忽略时，V e =0，θe =0，则恒压过滤方程可简化为：θ22

　　S p --颗粒的表面积，m 2 4.对于非球形颗粒，通常选用体积当量直径和形状系数来表征颗粒的体积、表面积、比表面

　　为了满足除尘要求，气体在降尘室内的停留时间至少需要等于颗粒的沉降时间，即：

　　---降尘室的长度，m; H--降尘室的高度，m; b--降尘室的宽度，m; u---气体在降尘室的水平通过速度，m/s ； V s --降尘室的生产能力，m 3/s 若降尘室内设置n 层水平隔板，则多层降尘室的生产能力为:

　　ρb --颗粒的堆积密度，kg/m 3 ρs --颗粒的线.为了滤液流动现象加以数字化描述，常将复杂的实际流动过程加以简化。

　　简化模型是将床层中不规则的通道假设成长度为L ，当量直径为d e 的一组平行细管，并且规定：

　　A ：细管的全部流动空间等于颗粒床层的空隙体积； B: 细管的内表面积等于颗粒床层的全部表面积。

　　在上述简化简化条件下，以1m 3床层体积为基准，细管的当量直径可表示为床层空隙率ε及比表面积a b 的函数，即：

　　L--床层厚度，m ； Δp c --滤液通过滤饼层的压强降，pa ； μ--黏度

　　若每获得1m3滤液所形成的滤饼体积为vm3，则任一瞬间的滤饼厚度与当时已获得的滤液体积之间的关系为：vV

　　LA = 则A vV L = v--滤饼体积与相应滤液体积之比，无量纲，

　　如果我们知道悬浮液中固相的体积分率Xv 和滤饼的孔隙率，可通过物料衡算求得L 与V 之间的关系，即：

　　q--单位过滤面积所得滤液体积，m 3/m 2; q e --单位过滤面积所得当量滤液体积，m 3/m 2

　　；θw --洗涤时间，s 叶滤机等所采用的是置换洗涤法，洗水与过滤终了时的滤液流过的路径基本相同，故：

　　（式中下标E 表示过滤终了时刻)而且洗涤面积与过滤面积也相同，故洗涤速率大致等于过

　　板框压滤机采用的是横穿洗涤法，洗水横穿两层滤布及整个厚度的滤饼，流经长度约过滤终了时滤液流动路径的两倍，而供洗水流通的面积又仅为过滤面积的一半，即：

　　当洗水黏度与滤液黏度、洗水表压与过滤压强有明显差异时，所需的洗涤条件可按下式进行修正，即

　　Μw --洗水黏度，pa*s ； Δp--过滤终了时刻的推动力，pa ； Δp w --洗涤推动力，pa 21.过滤机的生产能力

　　T--操作周期,s; θ--一个操作循环内的过滤时间，s ； θW --一个操作循环内的洗涤时间，s ； θD --一个操作循环内的卸渣、清理、装合等辅助操作所需时间，s ； 生产能力计算式：

　　Q--生产能力，m 3/h 22.连续过滤机的生产能力（转筒真空过滤机）

　　因转筒以匀速运转，故浸没度

　　就是转筒表面任何一小块过滤面积每次浸入滤浆中的时间

　　（即过滤时间）θ与转筒回转一周所用时间T 的比值。若转筒转速为nr/min ，则

　　Q--局部对流传热速率，w; A---传热面积，m 2; α---比例系数，局部对流传热系数，w/(m 2*℃) T 、T w ---换热器的任一截面上热流体的平均温度及与热流体相接触一侧的壁面温度，℃ 8. 努塞尔数（表示对流传热系数的准数）λαl

　　Pr ；格拉晓夫数（表示自然对流影响的准数）223μρβtl g Gr ?= α--对流传热系数，W/(m 2*℃)； l --传热面的特征尺寸，可以是管内径或外径，或平板高度

　　60。若小于60，可将算得的α乘以(1+（d i /L ）0.7)进行校正

　　特征尺寸 Nu 、Re 数中的l 取为管内径d i定性温度 取为流体进、出口温度的算术平均值 B ：高黏度液体，可应用西德尔和塔特关系式，即;14

　　定性温度 除μw 取壁温外，均取为流体进、出口温度的算术平均值。流体在圆形直管内作强制滞留

　　当Re=2300~10000时，对流传热系数可先用湍流时的公式计算，然后把算得的结果乘以校

　　α---直管中的对流传热系数，W/(m 2*℃) R--弯管轴的弯曲半径，m

　　此时，仍可采用上述各关联式，只要将管内径改为当量直径即可。例如，在套管换热器环

　　K i 、K o 、K m --基于管内表面积、外表面积和内、外表面平均面积地 总传热系数，W/(m 2*℃) b--管壁的厚度，m ； λ--管壁材料的导热系数，W/(m*℃)； d m --平均直径，m αi 、αo 、αm --换热器内侧、外侧流体及平均对流传热系数，W/(m 2*℃)

　　17. 有机化合物水溶液的导热系数的估算式：i i m a λλ∑=9.0 a---组分的质量分数 有机化合物的互溶混合液的导热系数估算式：i i m a λλ∑=

　　λλ y--气体混合物中组分的摩尔分数 M--组分的more 质量，kg/kmol

　　) λ--保温材料的 导热系数，w/(m*℃) 19.若传热面为平壁或薄管壁时，di 、do 、dm 相等或近似相等， 则o

　　若K 随温度不呈线性变化时，换热器可分段计算，将每段的K 视为常量，则对每一段的总

　　若K 随温度变化较大时，应采用图解积分法或数值积分法。由传热速率方程和热量衡算的微分形式可得： ?

　　管子的排列方方式分为正三角形、转角正三角形、正方形及转角正方形。 流体在管束外流过时，平均对流传热系数可用下式计算：

　　特征尺寸 管外径d o ，流速取流体通过每排管子中最狭窄通道处的速度 定性温度 流体进、出口温度的算术平均值

　　23.换热器内装有圆形挡板（缺口面积为25%的壳体内截面积）时，壳方流体的对流传热系数的关联式：

　　特征尺寸 管外径d o ，流速取流体通过每排管子中最狭窄通道处的速度 定性温度 除μw 取壁温外，均取为流体进、出口温度的算术平均值。 B: 凯恩法 μ?31

　　定性温度 除μw 取壁温外，均取为流体进、出口温度的算术平均值。 u o 是根据流体流过管间最大截面积A 计算的，即()

　　24.自然对流 Nu=c(GrPr)n c 、n 由实验测出，见课本上 p247 25.计算蒸汽在垂直管外或平板测冷凝时α的努塞尔特理论公式：

　　定性温度 蒸汽冷凝热r 取饱和温度t s 下的值，其余物性取液膜平均温度2)

　　r--饱和蒸汽的冷凝热，kJ/Kg Δt--饱和蒸汽的温度t s 和壁面温度t w 之差，℃

　　L g r ?=μ?λρα φ--斜壁和水平面之夹角 若蒸汽在单根水平管上冷凝，可视为由各种角度的斜壁所组成，经推导的：

　　应指出，努塞尔特理论公式适用于液膜为滞液的情况，从滞留到湍流的临界Re 值一般可取1800

　　对于管壳式换热器，各列管子在垂直方向的排数为n1、n2、则平均的管排数可按下式估算，即：75

　　首先在t i 和t o 之间假设壁温tw 值，用以计算两流体的对流传热系数αi 和αo ；然后核算所设t w 是否正确。核算的方法是：根据算出的αi 、αo 及污垢热阻，用下列近似关系核算:

　　+-αα11 由此算出tw 值应与原来假设的tw 值相符，否则应重设壁温，直到相符。 第四章 蒸发

　　W--单位时间内蒸出的水分质量，即蒸发量，kg/h F--原料液流量，kg/h

　　失，r 为加热时的蒸气汽化潜热r ’为二次蒸气的汽化潜热。 e--蒸发1kg 水分时，加热蒸汽的消耗量，称为单位蒸汽耗量，kg/kg 4.

　　有时蒸发操作在加压或减压下进行，因此必须求出各种浓度的溶液在不同压强下的沸点。当缺乏实验数据时，可以用下式估算：

　　a ?--常压下由于溶液蒸汽压下降而引起的沸点升高（即温度差损失），℃ ?--操作压强下由于溶液蒸汽压下降而引起的温度差损失，℃

　　计算式往往以液层中部的平均压强p m 及相应的沸点t pm 为准，中部压强为：2

　　H-h w =r r--加热蒸汽的汽化热，kJ/kg B:溶液的浓缩热可以忽略时：

　　α--对流传热系数，w/(m 2*℃)； d--管径，m; R s --垢层热阻，m 2*℃/W b--管壁厚度，m; λ--管材的导热系数，W/(m*℃) 下标i 表示管内侧、o 表示外侧、m 表示平均、s 表示垢层 15.多效蒸发

　　P--溶液上方组分的平衡分压，pa ； p 0--在溶液温度下纯组分的饱和蒸汽压，pa

　　4. B A p p p +=道尔顿分定律：双组分理想体系气液平衡时，系统总压、组分分压与组成

　　8. 习惯上将溶液中易挥发组分的挥发度对难挥发组分的挥发度之比，称为相对挥发度，以

　　x F 、y 、x--分别为原料液、气相与液相产品组成，摩尔分数 若令W/F=q,则D/F=1-q ，那么

　　原料液节流减压后进入分离器，此时物料放出的显热等于部分汽化所需的汽化热，即 Fr q T T Fc e p )1()(-=- t e --分离器的平衡温度，℃ r--平均摩尔汽化热，kJ/kmol 则原料液离开加热器的温度为 p

　　蒸气所需的热量每摩尔原料汽化为饱和饱和流体的焓—饱和蒸气的焓原料的焓—饱和蒸气的焓=

　　αm --全塔平均相对挥发度，当α变化不大时，可取塔顶的和塔底的α的几何平均值

　　11ln 20.逐板计算法 若塔顶采用全凝器 则y 1=x D =已知值 可由y 1用气液平衡方程求得x 1.。然后用精馏段方程D

　　进料情况）说明第n 层理论版为加料板，因此精馏段所需理论板层数为（n-1）

　　因一般再沸器内气液两相视为平衡，再沸器相当于一层理论板，故提馏段所需理论板数为（m-1）。

　　V 0--直接加热蒸汽的流量，kmol/h ； y 0--加热蒸汽中易挥发组分的摩尔分数，一般y 0=0 22.全回流时的回流比： ∞

　　通常，操作回流比可取为最小回流比的1.1~2倍，即 R=(1.1~2）R min 吉利兰图求理论板层数 见课本 下 p37 24.单板效率（默弗里效率）E M

　　E--全塔效率，%； N T --理论板层数； N p --实际板层数 25.精馏塔塔径计算