进料方程
化工原理基本概念
化工原理基本概念化工原理基本概念定态流动：流体流动系统中，若各截而上的温度、压力、流速等物理量仅随位置变化，而不随时间变化，这种流动称之为定态流动非定态流动：若流体在各截而上的有关物理量既随位置变化，也随时间变化，则称为非定态流动。
牛顿粘性定律：对于一定的流体，内摩擦力F与两流体层的速度差成正比，与两层之间的垂直距离dy成反比，与两层间的接触面积A 成正比，即（1-26）式中：F——内摩擦力，N；——法向速度梯度，即在与流体流动方向相垂直的y方向流体速度的变化率，1/s；U——比例系数，称为流体的粘度或动力粘度，Pa-so一般，单位面积上的内摩擦力称为剪应力，以丫表示，单位为Pa,则式（1-26）变为（1-263）式（1-26）、（l-26a）称为牛顿粘性定律，表明流体层间的内摩擦力或剪应力与法向速度梯度成正比。
牛顿型流体：剪应力与速度梯度的关系符合牛顿粘性定律的流体，称为牛顿型流体，包括所有气体和大多数液体。
非牛顿型流体：不符合牛顿粘性定律的流体称为非牛顿型流体, 如高分子溶液、胶体溶液及悬浮液等。
木章讨论的均为牛顿型流体。
层流（或滞流）：流体质点仅沿着与管轴平行的方向作直线运动,质点无径向脉动，质点之间互不混合;湍流（或紊流）：流体质点除了沿管轴方向向前流动外，还有径向脉动，各质点的速度在大小和方向上都随时变化，质点互相碰撞和混合。
雷诺数Re：流体的流动类型可用雷诺数Re判断。
（1-28）Re准数是一个无因次的数群。
大量的实验结果表明，流体在直管内流动时，（1）当ReW2000时，流动为层流，此区称为层流区；（2）当Re^4000时，一般出现湍流，此区称为湍流区；（3）当2000 （非金属固体）＞（液体）＞（气体）。
的大概范围：（金属固体101〜102 W/（m・K））、（建筑材料10-1〜100 W/（m ・K））、（绝缘材料10-2〜10-1 W/（m ・K））、（液体10-1W/（m ・K））、（气体10—2 〜10—1 W/（m・ K））。
化工原理09--蒸馏
层 塔 板上 上层 升塔 蒸板 汽下 的降 组液 成体 间的 的组 关成 系和 下
操 作 线 方 程 的 物 理 意 义 ：
提馏段操作线方程
31
一精馏塔用于分离乙苯-苯乙烯混合物，进料量 3100kg/h，其中乙苯的质量分率为0.6，塔顶、底 产品中乙苯的质量分率分别要求为0.95、0.25。 求塔顶、底产品的质量流量、摩尔流量。
1、保持回馏比恒定 根据精馏段的操作线 方程，其斜率不变。
斜率 =R/R+1
xwe
xw1
xde
xd1
2、保持馏出液组成恒定
因回流比不断增大， 精馏段操作线的截 距不断减小。
63
xwe xw1
xd
第六节
特殊精馏
一、水蒸气蒸馏：
用于易分解而与水又 不互溶，或要求分离 压力不易达到的体系。 d 在分离的气相： P=pA+pw f
47
48
3、逐板计算法求理论塔板数：
平衡关系： y=x/（1+（ -1）x），x=y/（y+ （1-y））
精馏段操作线方程： y=Rx/（R+1）+xD/（R+1）
提馏段操作线方程： y=L’x/（L’-W）+L’xW/（L’-W）
反复使用平衡关系和操作线关系即可求得理论塔板数
y1=xD 平衡关系 精馏段操作线方程 y’1 提馏段操作线方程 y2 x1 x2
组成量的关系满足 杠杆定律。
17
简单蒸馏的计算： 蒸馏釜的生产能力，根据热负荷 和传热能力 计算。 馏出液、残液的浓度与馏出量（或残留量） 之间的关系。
物料衡算 相平衡关系
18
三、简单蒸馏的计算： 在釜内某一瞬时，液体量为W，经微分时间dt 后，残液量为（W-dW），液相组成由x降为 （x-dx），气相组成为y。 对dt时间作易挥发组分的物料衡算： Wx=（W-dW）（x-dx）+ydW dW = dx W y-x 积分限为W=W1，x=x1；W=W2，x=x2， 1、溶液为理想溶液，得： lnW1/W2 =[1/(-1)] ln[x1(1-x2)/x2(1-x1)]+ln[1-x2/1-x1] 由:x1=A1/W1, x2=A2/W2 得:A1/A2=(B1/B2) W1=A1+B1,W2=A2+B2
《化工原理》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：p 2p 0 gh2. 双液位 U 型压差计的指示 : p 1p 2 Rg( 12) )3. 伯努力方程： z 1 g1u 12p 1 z 2 g1u 22 p 2224. 实际流体机械能衡算方程：z 1 g1 2 p 11 2 p 2W f +u 1z 2 gu 2225.du雷诺数： Re6. 范宁公式： Wfl u 2 32 lup fd2d27. 哈根 -泊谡叶方程： p f32 lu d28. 局部阻力计算：流道突然扩大：A11A2第二章 非均相物系分离2流产突然缩小：A10.5 1A21. 恒压过滤方程： V 2 2V e V KA 2 t令 q V / A ， q e Ve / A 则此方程为： q 2 2q e qkt第三章 传热1. 傅立叶定律： dQdAt， Q A dtndx2. 热导率与温度的线性关系： 0 (1t)3. 单层壁的定态热导率：QA t 1t2，或 Qtbb A m4. 单层圆筒壁的定态热传导方程：5. 单层圆筒壁内的温度分布方程：Q2 l (t 1t2) 或 Qt 1 t 21 ln r2br 1A mtQln r C （由公式 4 推导）2 l6. 三层圆筒壁定态热传导方程：Q2 l (t 1 t 4r 2 1 r 3 1 r 41 lnr 1 lnr 2 lnr 31217. 牛顿冷却定律： QA(t w t )， Q A(T w T )lCp格拉晓夫数 Grg tl 3 28. 努塞尔数 Nu普朗克数 Pr29. 流体在圆形管内做强制对流：Re 10000 ， 0.6 Pr 1600 ， l / d500.8kNu0.023 Re 0.8Pr k ，或0.023duCp，其中当加热时，k=0.4 ，冷却时k=0.3d10. 热平衡方程： Qqm1[ r c p1 (T sT 2 )]q m 2c p 2(t2t 1 )无相变时： Q q m1c p1 (T 1 T 2 ) q m2 c p 2(t2t 1 ) ，若为饱和蒸气冷凝：Qq m1r q m2c p 2 (t 2 t 1 )11.1 1 b d 1 1d 1总传热系数：d md 2K1212. 考虑热阻的总传热系数方程： 1 1b d 11d 1 Rs1Rs2d 1K1d m2d 2d 213. 总传热速率方程： Q KA t14. 两流体在换热器中 逆流 不发生相变的计算方程：lnT1t 2KAq m1c p11T 2 t 1q m1cp1q m2cp 215. 两流体在换热器中 并流 不发生相变的计算方程：T 1 t 1 KAq m1cp1lnt 2q m1 cp11T 2 q m2cp 216. 两流体在换热器中 以饱和蒸气加热冷流体T t 1KA的计算方程： lnt 2q m 2cp 2T第四章 蒸发1. 蒸发水量的计算： Fx 0 (F W )x 1 Lx 12.水的蒸发量： WF (1x0 )x 1 3.完成时的溶液浓度：xF 0F W4.单位蒸气消耗量： W r 'r 为加热时D ，此时原料液由预热器加热至沸点后进料，且不计热损失，r的蒸气汽化潜热 r ’为二次蒸气的汽化潜热5.传热面积： AQ，对加热室作热量衡算，求得Q D( H h c ) Dr ， tT t 1 ， T 为K t m加热蒸气的温度， t 1 为操作条件下的溶液沸点。
化工原理知识点整理.
相平衡方程 ()11y xα=+- 全塔物料衡算 W D F += W D F Wx Dx Fx +=塔顶产品采出率 W D W F x x x x F D --= 塔釜产品采出率 DF D Wx x W F x x -=- 易挥发组分回收率 D F Dx Fx η= 难挥发组分回收率 (1)w F Wx F x η=- 精馏段物料衡算 11D D 1+++=+=+R x x R R x V D x V L y n n n /R L D = ()1V R D =+=L+D提馏段物料衡算 qF L L += F q V V )1(--=1(1)(1)(1)(1)n n W n W L W RD qF F D y x x x x V V R D q F R D q F++-=-=-+--+-- 进料线方程(q 线方程) 11F ---=q x x q q y 理想溶液最小回流比的计算D e min min D e 1x y R R x x -=+- 对于不同的进料热状况，x q 、y q 与x F 的L 与L , V 与V 的关系为（1）冷液进料：x q ＞x F ，y q ＞x F ，q>1,L ＞L+F, V ＜V ；（2）饱和液体进料（泡点进料）：x q ＝x F ，y q ＞x F ； q ＝1, e F x x = L ＝L+F, V=V ；（3）气液混合物进料：x q ＜x F ，y q ＞x F 0<q<1, L ＞L, V ＞V ；（4）饱和蒸汽进料（露点进料）：x q ＜x F ，y q ＝x F ； q=0, F e y x = L =L, V=V +F ；（5）过热蒸汽进料：x q ＜x F ，y q ＜x F ； q<0, L ＜L, V ＞V +F ；绝对湿度(湿度) 0.622p H p p =-水汽水汽不饱和湿空气：()d W as t t t t >> 饱和湿空气：()d W as t t t t ==p ϕ=水汽一定温度、压力下空气中水汽分压可能达到的最大值s ()p p ≤s /p p 水汽s ()p p >/p p 水汽=湿空气的比热容(湿比热容) pH 1.01 1.88c H =+ 单位 kJ/(kg ∙℃)湿空气的焓(1.01 1.88) 2 500I H t H =++ 单位m 3/kg 干气湿空气的比体积)273)(1056.41083.2(33H +⨯+⨯=--t H v 单位m 3/kg 干气恒速段 11()c c A C G X X A N τ-=⋅ 降速段的近似计算法c c 2X 2ln G X AK X τ= A X c()C N K X = 绝干物料量c 1122(1)(1)G G w G w =-=- ww X -=1 蒸发水分量c 12112212()W G X X G w G w G G =-=-=- 2120()()W V H H V H H =-=- 预热器的热量衡算 1P 10p H10()()Q V I I V c t t =-=- 干燥器的热量衡算 121p,1D 2c ,2c X p X L VI G c Q VI G c Q θθ++=++c p,X ——湿物料的比热容，kJ/(kg 干物料.℃) p,X p,s p,L c c c X =+，水c p,L =4.18 kJ/(kg.℃)常用干燥器： 厢式干燥器、喷雾干燥器、流化床干燥器、气流干燥器等几种干燥器的特点：① 喷雾干燥器：干燥速率快，干燥时间短(仅5~30s)，特别适用于热敏性物料的干燥；能处理低浓度溶液，且可由料液直接得到干燥产品。
精馏计算公式
精馏计算公式
精馏线计算公式
1、q线方程就是精馏段操作线方程和提馏段操作线方程交点的轨迹方程，也称为进料方程。
2、精馏段操作线方程：y=(L/V)x+(D/V)xD
提馏段操作线方程：y=(Lˊ/V')x-(W/Vˊ)xW
两线交点的轨迹应同时满足以上两式，将上式代入q=(Lˊ-L)/F，即得q线方程：y=﹛q/（q-1）﹜x-﹛1/（q-1）﹜xF
精馏塔计算公式
（1）物料平衡：进入某装置或设备的物料量必等于排出某装置或设备的物料量与过程累积的量。
当无累积量时，即：进料量=排出量。
对于精馏塔 F=D+W；体现了塔的生产能力，主要由F、D、W调节。
（2）汽液相平衡：是精馏操作的基础；体现了产品的质量及损失情况。
由操作条件（T、P）及塔板上汽液接触的情况维持。
只有在温度、压力固定时才有确定的汽液平衡组成，
（3）热平衡：是物料平衡和汽液平衡的基础。
Q入=Q出+Q损
各层塔板上的热平衡 Q汽化=Q冷凝
影响因素：塔釜加热蒸汽量、塔顶冷凝剂量、物料平衡、汽液平衡。
总之三大平衡相互制约，操作中常以物料平衡的变化为主，相应调节热量平衡以维持汽液平衡。
6.6 进料热状况的影响和q线方程解读
(6－53)
式中： r——进料的摩尔汽化潜热； cpL——（tb +tF）/2下液体的比热容； 3、过热蒸汽q的计算式。
H H c ( t t ) F d H hF pV q H h H h c pV (t F td ) r
式中： cpV——（tF +td）/2下气体的比热容；
6.7.3 q线方程（进料方程） q线方程为精馏段操作线与提馏段操作线交 点(q点)轨迹的方程。 因此可以由精馏段操作线方程与提馏段操 作线方程联立求解得出q线方程。 精馏段操作线： Vyn1 Lxn DxD 提馏段操作线： V ' ym1 （6－37） （6-44）
L ' xm WxW
q值讨论： 1、根据定义式确定q值，有五种进料状态。
2、过冷液体q的计算式。 设进料温度为tF，进料组成下的泡点、露点 分别为tb、td， hF、H、 h分别为 原料液的焓、 离开加料板时饱和蒸汽的焓、饱和液体的焓。
H hF H hF h h q H h H h c pL (tb t F ) 1 r
图6－32 加料板示意图
式中：
H——饱和蒸汽的焓KJ/kmol； h——饱和液体的焓KJ/kmol； hF——原料液的焓KJ/kmol。
同时近似认为： hF-1=hF=h HF=HF+1=H
两式整理后得：
H hF L' L H h F
(6－48)
令：
H hF L' L q H h F
6.6.2 进料板物料恒算和热量恒算
一、对进料板作物料恒算和热量恒算，恒 算范围见图6－32。 物料恒算：
F+V'+L=V+L'
化工原理下册重点公式及典型例题
1、平衡溶解度：A A c H p *=⋅，温度升高不利于吸收，故T ↑→H ↓，E ↑. 越易溶的气体H 越大，E 就越小。
2、气相平衡分压：/A Ap c H *= 气膜控制物系：易溶气体如NH 3；液膜控制物系：难溶气体如CO 2、O 2.3、A A p E x *=⋅ E 为亨利系数；此式表明溶质气体在溶液面上方的平衡分压与溶质在溶液中的摩尔分数成正比。
4、与液相（摩尔分数为x ）平衡的气相摩尔分数y mx *= /x y m *= a a y mx *=5、气相失去的等于液相得到的.:a b G G ，气体组分出塔、入塔的流率 :a b L L ，液体组分入塔、出塔的流率:G L ， 通过塔任一截面的汽、液流率 :a b y y ， 出塔、入塔气体的摩尔分数:a b x x ， 入塔、出塔液体的摩尔分数 :x y ， 任一截面的气、液的摩尔分数 :b a Y Y ，吸收前、后溶质在气相中的摩尔比 :a b X X ，吸收前、后溶质在液相中的摩尔比6、全塔物料衡算()()G y y Lx x -=-ｂａｂａ 液气比b ab ay y L G x x -=- b b Y Y L G X X -=-ａａ 7、X 、Y 为组成摩尔比：X=x/1-x ， Y=y/1-y ； X b =x b /1-x b ，Y b =y b /1-y b ； x b = X b /1+x b 8、吸收过程操作线在平衡线上方，解吸则在下方。
通常入塔气体的摩尔分数y b <0.1时，可作为低浓度气体处理。
对于低浓度气体,可以近似用摩尔分数代替摩尔比。
9、最小液气比min ()b a b a Y Y L G X X *-=- min ()b a b a y y L G x x *-=- b b y x m *= 1b b bx X x ***=- 10、吸收率η=1-Y a /Y b 当溶质含量较低（<5%）时，Y a =y a Y b =y b 则η=1-y a /y b11、塔顶气相总推动力a a a a a y y y y mx *∆=-=- 塔底气相总推动力b b b b b y y y y mx *∆=-=-推动力的对数平均值ln(/)b a m b a y y y y y ∆-∆∆=∆∆ 故填料层高度0b aOG OG y my y G h H N K a y -==∆12、1ln (1)1bay b a OG y a a y mx dy N S S y y S y mx ⎡⎤-==-+⎢⎥-*--⎣⎦⎰脱吸因数/S mG L =111=0=,ln (1)111b a b a OG a a a y mx y x N S S y mx y S ηη-⎡⎤==-+⎢⎥----⎣⎦当时，则此时，13、理论板数N 与气相总传质单元数N OG 的关系：11ln ln OG N A S N A A S--==⋅14、相平衡方程：1111()()D x yy x y x x yαααα===+---或 ， 对于二元物系,x A =1- x B , y A =1- y B .15、F-进料液流量，D-塔顶馏出液，W-塔底釜液。
多元连续精馏的计算简介
多元连续精馏的计算简介一、全塔物料衡算在多元精馏塔中，通常吧对分离程度起决定作用而必须这种控制的组分称为关键组分，其中挥发度较大的称为轻关键组分，挥发度较小的称为重关键组分。
图9—40挥发度(a)中若规定塔1的分离目标是A 、B ，则A 是轻关键组分，B 是重关键组分；而在图9—40（b ）中，若规定塔1的分离目标是B 、C ，则B 是轻关键组分，C 是重关键组分。
对二元连续精馏过程，全塔物料应该满足式（9—24）和（9－25）。
若已知原料液量F 、组成F x 以及分离要求D W x x 、，则馏出液量D 和釜液量W 就能计算出来。
而对多元连续精馏过程而言，在馏出液和釜液重仍只能规定一个组分的浓度（通常式关键组分的浓度），因为在该设计条件下就可确定精馏塔的理论板数，从而随之确定其余组分的浓度。
换句话说，另外组分的浓度不能任意规定，它们受到精馏塔分离能力的制约。
由于上述原因，多元连续精馏塔重单凭全塔物料衡算还不能确定塔顶、底的量和组成。
以精馏A 、B 、C 三元物系的精馏塔为例，全塔物料衡算关系为AF AD AW BFBD BW F D WFx D x W x Fx D x W x=+⎧⎪=+⎨⎪=+⎩ （9—87） 若已知原料液量F 和组成AF BF x x 、，以及选定的关键组分A 、B 在塔底和塔顶的浓度要求AW BD x x 、，则剩余的四个未知数——馏出液量D 、釜液量W 、组成AD x 和B W x 不能根据式（9—87）直接计算，尚缺一个方程。
为此通常采用一些假定给予补足。
若组分数增多，则需要补足的方程数也增多，因为每增加一个组分，方程数增加一个，而未知数却要增加两个。
总体来说，对C 各组分的多元精馏，全塔物料衡算需要补足的方程数为C —2个。
根据补足方程的不同形式，全塔物料衡算可分为清洗分割和非清晰分割两种。
1、1、 清晰分割若选取的轻、重关键组分式相邻组分，且这两个关键组分间的相对挥发度较大，其分离要求也较高，即轻、重关键组分分别在塔底、塔顶产品中的浓度较低。
化工原理公式及各个章节总结汇总
化⼯原理公式及各个章节总结汇总第⼀章流体流动与输送机械1. 流体静⼒学基本⽅程：gh p p ρ+=022. 双液位U 型压差计的指⽰: )21(21ρρ-=-Rg p p )3. 伯努⼒⽅程：ρρ222212112121p u g z p u g z ++=++4. 实际流体机械能衡算⽅程：f W p u g z p u g z ∑+++=++ρρ222212112121+ 5. 雷诺数：µρdu =Re6. 范宁公式：ρρµλfp dlu u d l Wf ?==??=22322 7. 哈根-泊谡叶⽅程：232d lup f µ=8. 局部阻⼒计算：流道突然扩⼤：2211??-=A A ξ流产突然缩⼩：??? ??-=2115.0A A ξ第⼆章⾮均相物系分离1. 恒压过滤⽅程：t KA V V V e 222=+令A V q /=，A Ve q e /=则此⽅程为：kt q q q e =+22第三章传热1. 傅⽴叶定律：n t dAdQ ??λ-=，dxdtQ 21-=λ，或mA b tQ λ?=4. 单层圆筒壁的定态热传导⽅程： )ln1(21221r r t t l Q λπ-=或m A b t t Q λ21-=5. 单层圆筒壁内的温度分布⽅程：C r l Qt +-=ln 2λπ（由公式4推导） 6. 三层圆筒壁定态热传导⽅程：34123212141ln 1ln 1ln 1(2r r r r r r t t l Q λλλπ++-=7. ⽜顿冷却定律：)(t t A Q w -=α，)(T T A Q w -=α8. 努塞尔数λαl Nu =普朗克数λµCp =Pr 格拉晓夫数223µρβtl g Gr ?= 9. 流体在圆形管内做强制对流：10000Re >，1600Pr 6.0<<，50/>d lk Nu Pr Re 023.08.0=，或kCp du d??=λµµρλα8.0023.0，其中当加热时，k=0.4，冷却时k=0.3 10. 热平衡⽅程：)()]([1222211t t c q T T c r q Q p m s p m -=-+=⽆相变时：)()(12222111t t c q T T c q Q p m p m -=-=，若为饱和蒸⽓冷凝：)(12221t t c q r q Q p m m -== 11. 总传热系数：21211111d d d d b K m ?+?+=αλα 12. 考虑热阻的总传热系数⽅程：212121211111d d R R d d d d b K s s m ?++?+?+=αλα 13. 总传热速率⽅程：t KA Q ?=14. 两流体在换热器中逆流不发⽣相变的计算⽅程：p m p m p m c q c q c q KA t T t T 15. 两流体在换热器中并流不发⽣相变的计算⽅程：+=--22111122111ln p m p m p m c q c q c q KA t T t T 16. 两流体在换热器中以饱和蒸⽓加热冷流体的计算⽅程：2221ln p m c q KAt T t T =--第四章蒸发1.蒸发⽔量的计算：110)(Lx x W F Fx =-= 2.⽔的蒸发量：)1(1x x F W -=3. 完成时的溶液浓度：WF F x -=04.单位蒸⽓消耗量：rr D W '=，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r ’为⼆次蒸⽓的汽化潜热 5.传热⾯积：mt K QA ?=，对加热室作热量衡算，求得Dr h H D Q c =-=)(，1t T t -=?，T 为加热蒸⽓的温度，t 1为操作条件下的溶液沸点。
进料热状况及q线方程
化工原理课程论文题目：进料热状况及进料方程院（系）：资源与环境工程学院化学工程与工艺班级：化工09-2 姓名：武欣学号： 22指导教师：熊楚安教师职称：教授进料热状况参数及进料方程武欣黑龙江科技学院资源与环境工程学院, 哈尔滨, 150000摘要：通过改变进料的状态，分析进料热状况对精馏的影响。
并对五种进料热状态进行逐一定性分析，从物料衡算和热量衡算理论推导出q 线方程。
关键词： 热状况 进料方程 理论板数the parameter of Feed condition and feed equation WuxinNatural Resources and Environmental Engineering Faculty.HeiLongJiang Institute of Science and Technology, Haerbin 150000 ,china;Abstract: The paper discusses the influence of Feed condition during rectification. Qualitative analysis these five kinds of Feed condition. Exploiting material balance and heat conservation deduce feed equation. Keywords :condition of material feed equation tne number of theoretical plate引言：在精馏过程中，影响精馏效果及精馏质量的因素，除了与精馏塔的结构有关外，还与进料的状态有密切关系。
精料热状况的不同，使精馏塔内精馏段和提馏段的上升蒸汽和下降液体的流量大不相同。
与此同时，由于进料所携带的热量，决定了精馏塔辅助设备中的，塔底再沸器及塔顶的冷却器的耗热量不同。
理工类专业课复习资料-《化工原理》基本知识点
第一章流体流动一、压强1、单位之间的换算关系：221101.3310330/10.33760atm kPa kgf m mH O mmHg====2、压力的表示（1）绝压：以绝对真空为基准的压力实际数值称为绝对压强（简称绝压），是流体的真实压强。
（2）表压：从压力表上测得的压力，反映表内压力比表外大气压高出的值。
表压=绝压-大气压（3）真空度：从真空表上测得的压力，反映表内压力比表外大气压低多少真空度=大气压-绝压3、流体静力学方程式0p p ghρ=+二、牛顿粘性定律F du A dyτμ==τ为剪应力；du dy 为速度梯度；μ为流体的粘度；粘度是流体的运动属性，单位为Pa·s；物理单位制单位为g/(cm·s)，称为P （泊），其百分之一为厘泊cp111Pa s P cP== 液体的粘度随温度升高而减小，气体粘度随温度升高而增大。
三、连续性方程若无质量积累，通过截面1的质量流量与通过截面2的质量流量相等。
111222u A u A ρρ=对不可压缩流体1122u A u A =即体积流量为常数。
四、柏努利方程式单位质量流体的柏努利方程式：22u p g z We hf ρ∆∆∆++=-∑22u p gz E ρ++=称为流体的机械能单位重量流体的能量衡算方程：Hf He gp g u z -=∆+∆+∆ρ22z ：位压头（位头）；22u g ：动压头（速度头）；p gρ：静压头（压力头）有效功率：Ne WeWs=轴功率：Ne N η=五、流动类型雷诺数：Re du ρμ=Re 是一无因次的纯数，反映了流体流动中惯性力与粘性力的对比关系。
（1）层流：Re 2000≤：层流（滞流），流体质点间不发生互混，流体成层的向前流动。
圆管内层流时的速度分布方程：2max 2(1)r r u u R =-层流时速度分布侧型为抛物线型（2）湍流Re 4000≥：湍流（紊流），流体质点间发生互混，特点为存在横向脉动。
化工原理基本知识点
一、压强1、单位之间的换算关系：1atm 101.33kPa 10330kgf/m210.33mH2O 760mmHg2、压力的表示（1）绝压：以绝对真空为基准的压力实际数值称为绝对压强（简称绝压），是流体的真实压强。
（2）表压：从压力表上测得的压力，反映表内压力比表外大气压高出的值。
表压二绝压-大气压（3）真空度：从真空表上测得的压力，反映表内压力比表外大气压低多少真空度=大气压-绝压3、流体静力学方程式p P0 gh二、牛顿粘性定律F duA dyT为剪应力；为速度梯度；为流体的粘度；dy粘度是流体的运动属性，单位为Pa -s;物理单位制单位为g/（cm •s），称为P（泊）, 其百分之一为厘泊cp1Pags 1P 1cP液体的粘度随温度升高而减小，气体粘度随温度升高而增大。
三、连续性方程若无质量积累，通过截面1的质量流量与通过截面2的质量流量相等。
第一章流体流动1U1A1 U2 A2对不可压缩流体U1A U2A2 即体积流量为常数四、柏努利方程式单位质量流体的柏努利方程式:2g z — We hf y 22":卫E称为流体的机械能单位重量流体的能量衡算方程: u22gHe Hf五、流动类型Re 是一无因次的纯数，反映了流体流动中惯性力与粘性力的对比关系。
（1）层流：Re 2000:层流（滞流），流体质点间不发生互混，流体成层的向前流动 圆管内层流时的速度分布方程：2U r U max （1层流时速度分布侧型为抛物线型R（2）湍流 Re 4000：湍流（紊流），流体质点间发生互混，特点为存在横向脉动 即，由几个物理量组成的这种数称为准数。
六、流动阻力1、直管阻力一一范宁公式h f上上H fg g2z :位压头（位头）；—:动压头（速度头）2g匕：静压头（压力头） g 有效功率:Ne WeWs 轴功率：N Ne雷诺数：Re duhf Ur为局部阻力系数’无因次2、当量长度法h f le°2注意：（1）管路出口动能和出口损失只能取一项。
6.6 进料热状况的影响和q线方程解析
(6－51) (6－52)
V ' V (q 1) F
整理式（6－37）、 （6-44）、 (6－51)、 (6－52)四式可得q线方程： 即：
q xF y x q 1 q 1
（6－60）
——q线方程或进料方程。
讨论：
1、在进料热状态一定时，即q为定值，则式 （6－60）为一直线方程。 2、q线在y－x图上是过对角线上e (xF，xF)点d 的一条直线； 3、该直线的斜率为：
6.6 进料热状况的影响和q线方程
6.6.1 五种进料热状况 6.6.2 进料板物料恒算和热量恒算 6.6.3 q线方程（进料方程）
本节学习要点: 1、依恒摩尔流的假设可得： 精馏段上升蒸汽量V、下降液流量L恒为常量； 提馏段上升蒸汽量V′、下降液流量L′亦为常量。 但V、V′及L、L′不一定相等，其间关系由 进料状态（q）决定，即
L ' L qF
V ' V (1 q) F
2、q线方程是两操作线交点的轨迹方程， 进料热状况的不同只影响提馏段不影响精 馏段。
6.7.1 五种进料热状况
在实际生产中，引入塔内的原料有五种 不同的状况：
①冷进料； ——不平衡状态进料
②泡点进料； ③气液混合进料； ——平衡状态进料 ④饱和蒸汽进料；
(6－53)
式中： r——进料的摩尔汽化潜热； cpL——（tb +tF）/2下液体的比热容； 3、过热蒸汽q的计算式。
H H c ( t t ) F d H hF pV q H h H h c pV (t F td ) r
式中： cpV——（tF +td）/2下气体的比热容；
6.6.2 进料板物料恒算和热量恒算
饱和液体进料q线方程
饱和液体进料q线方程摘要：一、饱和液体进料q 线方程的背景和意义1.饱和液体进料的概念2.q 线方程在工程实践中的应用二、饱和液体进料q 线方程的推导过程1.饱和液体进料的定义2.q 线方程的推导三、q 线方程的具体形式和参数含义1.q 线方程的一般形式2.参数的含义和作用四、饱和液体进料q 线方程的应用领域1.工业生产过程中的应用2.化学工程领域的应用正文：饱和液体进料q 线方程是一种描述饱和液体在进料过程中流量与压力变化关系的数学模型。
在工程实践中，q 线方程被广泛应用于各种工业生产过程和化学工程领域，对于优化生产流程、提高生产效率以及保证设备安全运行具有重要意义。
饱和液体进料是指在一定温度下，液体中已经溶解了最大量的气体。
当饱和液体进入一个压力较低的区域时，其中的气体将会逸出，从而导致液体流量和压力的变化。
q 线方程正是描述了这种流量与压力之间的关系。
饱和液体进料q 线方程的推导过程主要涉及到饱和液体进料的定义以及q 线方程的数学表达式。
首先，饱和液体进料是指在一定温度下，液体中已经溶解了最大量的气体。
在此基础上，通过实验数据和理论分析，可以得到q 线方程，该方程描述了饱和液体进料的流量与压力变化之间的关系。
q 线方程的具体形式为：q = A / (1 + B * (p - p0))，其中q 表示流量，p 表示压力，p0 表示参考压力，A 和B 为常数。
从这个方程中，我们可以看出，当压力降低时，流量将会增大；反之，当压力增加时，流量将会减小。
饱和液体进料q 线方程在工业生产过程和化学工程领域具有广泛的应用。
例如，在石油化工、化肥生产、制冷工程以及天然气输送等过程中，通过掌握q 线方程，可以更好地了解和控制饱和液体进料的流量与压力变化，从而优化生产流程、提高生产效率以及保证设备安全运行。
总之，饱和液体进料q 线方程是一种描述饱和液体在进料过程中流量与压力变化关系的数学模型，具有重要的理论意义和实用价值。
饱和液体进料q线方程
饱和液体进料q线方程（原创版）目录1.饱和液体进料 q 线方程的概述2.饱和液体进料 q 线方程的推导过程3.饱和液体进料 q 线方程的应用实例4.饱和液体进料 q 线方程的意义和影响正文一、饱和液体进料 q 线方程的概述饱和液体进料 q 线方程，是描述在一定温度和压力下，液体与气体之间达到平衡状态时，液体进料流量与压力变化关系的数学方程。
在化工、石油、能源等领域中，这一方程对于研究液体进料系统的稳定性和优化运行具有重要意义。
二、饱和液体进料 q 线方程的推导过程为了得到饱和液体进料 q 线方程，我们需要对液体进料系统进行一定的分析。
首先，根据热力学第一定律，进料液体在进入系统后会产生一定的热量，使得系统内的温度和压力发生变化。
其次，根据物质的守恒定律，进料液体的流量与系统内液体的蒸发速率之间应存在一定的关系。
综合以上分析，我们可以得到饱和液体进料 q 线方程的一般表达式：q = f(T, P) * (1 - (P / P0)^(γ - 1) / (T - T0)^(γ - 1)) 其中，q 表示液体进料流量，T 表示系统内温度，P 表示系统内压力，P0 表示进料液体的压力，T0 表示进料液体的温度，γ表示液体的比热容比。
三、饱和液体进料 q 线方程的应用实例在实际的工程应用中，饱和液体进料 q 线方程可以用于分析和优化液体进料系统的运行状态。
例如，在石油化工行业中，通过调整液体进料的流量和压力，可以实现对塔内流体的稳定控制，提高塔的效率和产品质量。
四、饱和液体进料 q 线方程的意义和影响饱和液体进料 q 线方程对于液体进料系统的研究具有重要的意义。
首先，该方程为研究液体进料系统的稳定性提供了理论依据。
其次，通过该方程，可以实现对液体进料系统的优化运行，提高工程效率和经济效益。
进料热状况及q线方程
化工原理课程论文题目：进料热状况及进料方程院（系）：资源与环境工程学院化学工程与工艺班级：化工09-2 姓名：武欣学号： 22指导教师：熊楚安教师职称：教授进料热状况参数及进料方程武欣黑龙江科技学院资源与环境工程学院, 哈尔滨, 150000摘要：通过改变进料的状态，分析进料热状况对精馏的影响。
并对五种进料热状态进行逐一定性分析，从物料衡算和热量衡算理论推导出q 线方程。
关键词： 热状况 进料方程 理论板数the parameter of Feed condition and feed equation WuxinNatural Resources and Environmental Engineering Faculty.HeiLongJiang Institute of Science and Technology, Haerbin 150000 ,china;Abstract: The paper discusses the influence of Feed condition during rectification. Qualitative analysis these five kinds of Feed condition. Exploiting material balance and heat conservation deduce feed equation. Keywords :condition of material feed equation tne number of theoretical plate引言：在精馏过程中，影响精馏效果及精馏质量的因素，除了与精馏塔的结构有关外，还与进料的状态有密切关系。
精料热状况的不同，使精馏塔内精馏段和提馏段的上升蒸汽和下降液体的流量大不相同。
与此同时，由于进料所携带的热量，决定了精馏塔辅助设备中的，塔底再沸器及塔顶的冷却器的耗热量不同。
饱和液体进料q线方程
饱和液体进料q线方程摘要：饱和液体进料q线方程I.引言- 饱和液体进料的概念- q线方程在工程中的重要性II.q线方程的定义和基本公式- q线方程的定义- 饱和液体进料的密度和流量之间的关系- q线方程的基本公式III.q线方程的推导和应用- q线方程的推导过程- q线方程在实际工程中的应用- 如何利用q线方程优化工程过程IV.q线方程的限制和局限性- q线方程的假设条件- q线方程在何种情况不适用- 如何克服q线方程的局限性V.结论- 对q线方程的总结- 对饱和液体进料的理解和应用正文：饱和液体进料q线方程是工程领域中一个重要的概念，它描述了在一定条件下，饱和液体进料的密度和流量之间的关系。
理解和应用q线方程对于优化工程过程具有重要的意义。
q线方程的定义是基于饱和液体进料的密度和流量之间的关系。
在工程中，我们通常会遇到饱和液体进料的情况，例如在石油精炼、化工生产等过程中。
在这种情况下，我们需要了解液体进料的密度和流量之间的关系，以便优化生产过程。
q线方程正是描述这种关系的公式。
饱和液体进料的密度和流量之间的关系可以通过q线方程的基本公式表示。
公式中包含了一些参数，如进料的温度、压力等。
通过调整这些参数，我们可以得到不同的q线方程，从而满足不同工程需求。
要推导q线方程，我们需要根据饱和液体进料的密度和流量之间的关系，结合流体力学原理进行推导。
推导过程较为复杂，需要一定的数学和物理知识。
在实际工程中，我们可以通过查阅资料或使用专业软件，得到q线方程的具体数值。
q线方程在实际工程中有广泛的应用。
例如，在石油精炼过程中，通过q 线方程可以预测不同温度和压力下，石油产品的密度和流量。
这对于优化生产过程、提高产品质量和降低生产成本具有重要意义。
然而，q线方程并非万能。
它的应用受到一些假设条件的限制，例如液体进料为牛顿流体，且不考虑气泡和悬浮物的存在。
在某些情况下，q线方程可能不适用，此时我们需要采用其他方法进行分析。
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一、进料方程，提馏段操作线的作法 若略去提馏段操作线方程中变量的下标，可写成
W x W
L W x W L L y ---=''' 因qF L L +='
则 W x W
qF L W x W qF L qF L y -+--++= 由上式可知提馏段操作线为直线，只要在x y -图上找到该线上的两点，就可标绘出来。
当W x x =时，代入上式得W x y =，即在图7-12对角线上的b 点。
由于提馏段操作线的截距数值很小，b 点()W W x x ,与代表截距的点相距很近，作图不易准确。
若利用斜率作图不仅麻烦，而且在图上不能直接反映出进料热状况的影响。
故通常是找出提馏段操作线与精馏段操作线的交点d ，联bd 即得到提馏段操作线。
提馏段与精馏段操作线的交点，可由联解两操作线方程而得。
设两操作线的交点d 的坐标
为，联立式（7-28）和式
（7-30），经过推导，可得
q
R x q x R x D
F q +-++=)1()1( （7-31）
q
R qx Rx y D F q ++=
为便于作图和分析，由以上两式消
去D x ,得到
1
1---=q x x q q y F q q
此方程为两操作线交点的轨迹方程，称为q 线方程或进料方程。
它在y x -
相
),(q q y x
图上是通过点e ()F F x x ,的一条直线，其斜率为1
-q q 。
由以上两条件可作出q 线ef ，即可求得它和精馏段操作线的交点，而q 线是两操作线交点的轨迹，故这一交点必然也是两操作线的交点d,联接bd 即得提馏段操作线。
二、进料热状况对q 线及操作线的影响 进料热状况参数q 值不同，q 线的斜
率也就不同，q 线与精馏段操作线的交点随之变动，从而影响提馏段操作线的位置。
五种不同进料热状况对q 线及操作线的影响如图7-13所示。
冷液进料q 线在y x -图中的位置是1ef ,饱和液体进料q 线在y x -图中的位置是2ef ，汽液混合进料3ef ，饱和蒸汽进料q 线在y x -图中的位置是4ef ，过热蒸汽进料q 线在y x -图中的位置是5ef 。
三、逐板计算法求理论板数
逐板计算法通常是从塔顶(或塔底)开始，交替使用气-液相平衡方程和操作线方程去计算每一块塔板上的气-液相组成，直到满足分离要求为止。
如图7-11所示，计算步骤如下：
(1)若塔顶采用全凝器，从塔顶第一块理论板上升的蒸气进入冷凝器后全部被冷凝，故塔顶馏出液组成及回流液组成均与第一块理论板上升蒸气的组成相同，即
q n x x ≤D x =1y 。
由于离开每层理论板气-液相
组成互成平衡，故可由y 1利用气-液
相平衡方程求得1x ，即
1
11)1(1x x y -+=αα 所以
1
11)1(y y x --=αα (2)由第一块理论塔板下降的
回流液组成1x ，按照精馏段操作线
方程求出第二块理论板上升的蒸气
组成2y ，即
1112+++=R x x R R y D
同理，第二块理论塔板下降的液相组成2x 与2y 互成平衡，可利用气-液相平衡方程由2y 求得。
(3)按照精馏段操作线方程再由2x 求得3y ，如此重复计算，直至计算到F n x x ≤(仅指泡点液体进料的情况)时，表示第n 块理论板是进料板(即提馏段第1块理论板)，因此精馏段所需理论板数为(n-1)。
对其他进料热状况，应计算到为止,为两操作线交点处的液相组成。
在计算过程中，每利用一次平衡关系式，表示需要一块理论板。
(4)从此开始，改用提馏段操作线方程和气-液相平衡方程，继续采用与上述
相同的方法进行逐板计算，直至计算到W m x x ≤'为止。
因再沸器相当于一块理论板，故提馏段所需的理论板数为（m —1)。
精馏塔所需的总理论塔板数为(n+m-2)。
逐板计算法计算结果准确，同时可得各层理论塔板上的汽液相组成及对应的
q
x
平衡温度，虽然计算过程繁琐，但计算机应用技术的普及，这已不是主要问题。
因此该法是计算理论塔板数的一种行之有效的方法。