化工工艺计算常用公式
化工原理下册 第三章塔设备-2
xn1 yn (利用操作线方程)
（2）塔顶冷凝器的类型 (i)当塔顶为全凝器时,
y1 xd
则自第一块塔板下降的液相组成 x1 与 y1 成相平衡， 故可应用相平衡 方程由 y1 计算出 x1，自第二块塔板上升蒸汽组成 y2 与 x1 满足操作线方 程，由操作线方程以小 x1 计算得出 y2.
停留时间，即
A H
f T
LS
—液体在降液管中的停留时间，s
Af
（2）.降液管底隙高度 为保证良好的液封，又不致使液流阻力太大，一般取为
hO
m3 —降液管截面积，
hO hW 0.006 ~ 0.012 , hO
m
也不易小于 0.02～0.025m，以免引起堵塞，产生液泛。
孔，以供停工时排液。
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3．溢流堰
根据溢流堰在塔盘上的位置
可分为进口堰和出口堰。
当塔盘采用平形受液盘时， 为保证降液管的液封，使液体 均匀流入下层塔盘，并减少液 流沿水平方向的冲击，应在液
体进口处设置进口堰。
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4、溢流堰（出口堰）的设计
(1).堰长 lW : 依据溢流型式及液体负荷决定堰长,单溢流型塔板堰 长 lW 一般取 为 (0.6 ～ 0.8)D ；双溢 流型塔 板，两 侧堰长 取为 (0.5 ～ 0.7)D，其中 D 为塔径 (2).堰上液层高度 OW ： 堰上液层高度应适宜，太小则堰上的液体均布差，太大则塔板压 强增大，物沫夹带增加。对平直堰，设计时 hOW 一般应大于 0.006m， 若低于此值应改用齿形堰。 hOW 也不宜超过 0.06 ～ 0.07m ，否则可改 用双溢流型塔板。 平直堰的 hOW 按下式计算 式中
填料塔计算公式
填料塔计算公式填料塔是化工、环保等领域中常用的气液传质设备，要想设计和操作好填料塔，掌握相关的计算公式那可是相当重要！先来说说填料塔的塔径计算公式。
这就好比给塔选一件合适的“衣服”，太大了浪费材料，太小了又影响工作效率。
塔径的计算主要考虑气体的体积流量、空塔气速等因素。
计算公式大致是：D = √（4Vs / πu），这里的 D 表示塔径，Vs 是气体体积流量，u 是空塔气速。
咱就拿一个实际例子来说吧，之前我在一个化工厂实习的时候，就碰到了填料塔塔径计算的问题。
当时厂里要对一个旧的填料塔进行改造，以提高生产效率。
我们首先得确定气体的流量，这可不是个简单的事儿，得通过各种测量仪表，像流量计啥的，获取准确的数据。
然后再根据工艺要求和经验，确定合适的空塔气速。
这个空塔气速的选择可不能马虎，选高了，气体阻力增大，能耗增加；选低了，塔的处理能力又不够。
我们那时候是反复讨论、计算，才最终确定了一个比较理想的塔径。
再来说说填料层高度的计算公式。
这就像是给塔盖房子，得盖多高才能让气液充分接触，完成传质任务呢？常用的计算公式有传质单元数法和等板高度法。
传质单元数法呢，需要先计算出传质单元数，然后乘以传质单元高度，就得到了填料层高度。
等板高度法呢，是先确定理论板数，再乘以等板高度。
我记得有一次，在设计一个新的填料塔时，为了确定填料层高度，我们可是费了好大的劲儿。
先是在实验室里做小试，模拟实际的操作条件，测量各种数据。
然后根据实验结果进行计算和分析，不断调整参数，优化设计方案。
那几天，我们办公室的灯常常亮到很晚，大家都在为了这个项目努力。
还有填料的压降计算也不能忽视。
压降大了，会增加能耗；压降小了，又可能影响传质效果。
总之，填料塔的计算公式虽然看起来有点复杂，但只要我们认真研究，结合实际情况，多做实验和计算，就一定能设计出性能优良的填料塔，为生产和环保事业做出贡献。
希望我讲的这些能让您对填料塔的计算公式有更清楚的了解，在实际应用中少走弯路，提高工作效率和质量！。
化工设备常用计算
化工设备常用计算一、设备容积计算设备容积计算是化工设备设计中最基本的计算之一，它用于确定设备的体积，以满足设备的工艺要求。
常见的设备容积计算包括储罐容积计算、反应器容积计算、换热器容积计算等。
储罐容积计算通常是根据储罐的几何形状和尺寸来确定的，如圆柱形储罐的容积计算公式为V=πr²h，其中V为储罐容积，r为储罐底部半径，h为储罐的高度。
反应器容积计算通常是根据反应物的摩尔比以及反应物的摩尔质量来确定的。
反应物的摩尔比与反应的化学方程式相关，而反应物的摩尔质量可以通过元素的定量分析来确定。
换热器容积计算通常是根据换热器传热面积和换热器的传热系数来确定的。
换热器传热面积可以根据传热的热负荷来确定，而传热系数则是根据换热介质的性质和换热器的设计参数来确定。
二、塔板设计计算塔板设计计算是指在化工设备设计中确定塔板的数量和布置方式，以满足塔的分离要求。
塔板设计计算通常包括流量计算、液体下塔速度计算、塔板间液体压降计算等。
流量计算通常是根据塔的输入和输出流量来确定的，以满足塔的分离要求。
流量计算通常基于物质守恒方程和能量平衡方程，可以通过试验或者模拟计算得出。
液体下塔速度计算通常是根据液体在塔板上的停留时间和液体的流动面积来确定的。
液体下塔速度计算通常基于液体通过孔板的流速和孔板的面积，可以通过试验或者模拟计算得出。
塔板间液体压降计算通常是根据液体在塔板上的运动阻力和液体的流动速度来确定的。
塔板间液体压降计算通常基于液体流动的雷诺数和液体运动阻力系数，可以通过试验或者模拟计算得出。
三、塔径计算塔径计算是指在化工设备设计中确定塔的直径，以满足塔的分离要求。
塔径计算通常包括塔的进口流体速度计算、塔板的有效孔径计算、台板封堵高度计算等。
塔的进口流体速度计算通常是根据塔的输入流量和塔的进口面积来确定的。
塔的进口流体速度计算通常基于流体速度和通过面积的比例关系，可以通过试验或者模拟计算得出。
塔板的有效孔径计算通常是根据塔板孔板的孔径和塔板上的气体流速来确定的。
化工单元操作：蒸发工艺计算
工艺计算
二、加热蒸汽消耗量
D WH '(F W )h1 Fh0 QL H hc
讨论１.加热蒸汽的冷凝水在饱和温度下排出
则H-hc为冷凝潜热
r(kJ/kg)
D WH '(F W )h1 Fh0 QL r
工艺计算
三、蒸发器传热面积计算
由传热速率方程可知，传热面积为：
A Q K tm
（一）蒸发器的热负荷Q 蒸发器的热负荷Q可以根据加热室的热量衡算求得。如果忽略加热室的 热损失，则Q即为加热蒸汽冷凝放出的热量：
Q Dr
工艺计算
三、蒸发器传热面积计算
（二）传热系数K
1.传热系数原则上可按下式计算:
1
蒸发技术 ---蒸发工艺计算
工艺计算
一、水分蒸发量计算
以蒸发器为系统进行溶质的质量衡算（以kg/h为基准) ：
Fx0=(F-Wx1
完成液浓度：
x1
Fx0 F W
工艺计算
二、加热蒸汽消耗量
以蒸发器为衡算范围，以kJ/h为单位 对进出蒸发器的热量进行衡算（以 0℃液态为温度与物态基准）：
3. 现场测定 对已有的蒸发设备可用实验方法确定其K值，测定方法和换热器传热系数的测定方法相同。
工艺计算
三、蒸发器传热面积计算
（三）平均温度差Δtm
蒸发属两相均有相变的恒温传热过程，故传热的平均温度差（亦称有效温度差）为：
tm T t1
当加热蒸汽选定时，蒸发计算需知道溶液的沸点t1，即可计算传热温度差。
r'
注：T'—操作压力下二次蒸汽的温度，K； r′—操作压力下二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg。
化工原理的体积流量
化工原理的体积流量化工原理的体积流量是指在单位时间内通过某一截面的流体的体积。
它是衡量流体流动速度的重要参数，广泛应用于工业生产和实验室研究中。
体积流量的计算公式为：Q = A ×v，其中Q表示体积流量，A表示流体通过截面的面积，v表示流体流动速度。
体积流量的单位通常为立方米/秒（m³/s）或立方米/小时（m³/h）。
体积流量在化工工程中有着十分重要的应用。
首先，体积流量可以用于计算管道、泵和阀门的设计参数。
例如，在设计一条输送管道时，需要确定合理的体积流量来保证流体能够按需求流动，避免压力过高或过低的问题。
而在选择泵和阀门时，体积流量也是一个关键参数，决定了设备的运行能力和效果。
另外，体积流量的测量也是化工过程控制的重要环节。
在生产过程中，对流体的流动速度进行准确的测量，可以实现对流量的控制和调节。
常用的体积流量测量方法包括流量计和流量计。
流量计有多种类型，如涡轮流量计、涡街流量计和超声波流量计等，可以根据实际需要选择合适的测量设备。
体积流量还可以用于化工反应速率的分析和计算。
在化学反应中，反应速率和物质浓度的变化有关。
物质在单位时间内的消耗或生成量与流体通过反应器的体积流量成正比。
因此，通过测量反应器中物质浓度的变化和流体流动速度，可以计算出反应速率。
此外，体积流量也在液体混合和传质过程中扮演重要角色。
在液-液混合过程中，如果两种液体的体积流量不一致，可能会导致混合效果不佳。
在液体传质过程中，体积流量的变化也会对传质速率和效果产生影响。
总之，化工原理中的体积流量是一个重要的参数，关系到化工工程的设计、运行和控制。
通过合理的体积流量计算和测量，可以实现流体的准确控制和优化应用，提高化工工艺的效率和稳定性。
化工污水处理常用计算公式汇总
化工污水处理常用计算公式汇总一、污水脱氮反硝化碳源计算我们说的C，其实大多数时候指的是COD（化学需氧量），即所谓C/N 实际为COD/N，COD是用需氧量来衡量有机物含量的一种方法，如甲醇氧化的过程可用（1）式所示，二者并不相同，但二者按照比例增加，有机物越多，需氧量也越多。
因此，我们可以用COD来表征有机物的变化。
CH3OH+1.5O2→CO2+2H2O（1）1. 反硝化的时候，如果不包含微生物自身生长，方程式非常简单，通常以甲醇为碳源来表示。
6NO3-+5CH3OH→3N2+5CO2+7H2O+6OH-（2）由（1）式可以得到甲醇与氧气（即COD）的对应关系：1mol甲醇对应1.5mol氧气，由（2）式可以得到甲醇与NO3-的对应关系，1mol甲醇对应1.2molNO3-，两者比较可以得到，1molNO3--N对应1.25molO2，即14gN 对应40gO2，因此C/N=40/14=2.86。
2. 反硝化的时候，如果包含微生物自身生长，如（3）式所示。
同样的道理，我们可以计算出C/N=3.70。
NO3-+1.08CH3OH→0.065C5H7NO2+0.47N2+1.68CO2+HCO3-（3）3. 如果我们把（1）、（2）两式整理，则有N2+2.5O2+2OH-→2NO3-+H2O有负离子不方便，我们在两边减去2OH-，则N2+2.5O2→N2O5。
其中，N源于NO3-，O可以代表有机物，因此，对应不含微生物生长的反硝化的理论碳源的需求量，实际就是相当于把N2氧化成N2O5的需氧量，进一步说就是N2O5分子中O/N的质量比。
这样就更简单了，C/N=16×5/(14×2)=20/7=2.86。
依次可以类推出NO2--N的纯反硝化的理论C/N比是N2O3分子中O/N 的质量比=16×3/(14×2)=12/7=1.71二、稳定塘设计参数以及计算公式稳定塘一般是利用天然湖塘洼地加以整修，用塘内生长的微生物处理城市污水和工业废水的构筑物。
化工工艺4
化学工业出版社
第一部分 基本概念 化工工艺学
化工生产流程
生产过程的间接性和连续性
化学工业出版社
第一部分 基本概念 化工工艺学
化工生产流程
生产过程的间接性和连续性
化学工业出版社
第一部分 基本概念 化工工艺学
化工生产流程
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比热容(C):单位质量的物质温度升高或降 低1K所吸收或放出的热量；
计算公式：Q=cm△T
Q ——在不发生相变时，物体传递的热量,kJ C——物质的比热容，kJ/kg· K M ——物体的质量,kg △T ——热传递过程中物体的温度差，K 记：水的比热容是：4.187kJ/kg· K，即1kg的水当其温度 升高1K时，需吸收4.187kJ的热量。 思考： 质量为2kg的水，把它从288K加热到368K 需要多少热量？ 669.92kJ
化学工业出版社
传热
第一节
传热基本原理
化学工业出版社
一、传热有关概念
1、传热的定义： 物理学上：指热传递，由于温度差而的产生 能量由高温区向低温区的转移； 化学工程中：指传热过程，存在温度差而发生 的热传递过程;
一、传热有关概念
化学工业出版社
二、
传热的三种基本方式
化学工业出版社
传热
传导传热
对流传热 辐射传热
1、传导传热
化学工业出版社
原理：当物体存在温度差时，靠大量分子、原子、电 子之间的相互碰撞作用，使热量由高温物体（或物体的高 温部分）传向低温物体（或物体的低温部分）的传热过程。 导热主要在固体和静止流体中进行。
(3) 热负荷Q的计算方法
生产工艺上要求换热器具有换热能力，称为换 热器的热负荷。一台能满足工艺要求的换热器，应 使其传热速率等于或略大于热负荷。
工艺计算常用公式与数据
工艺计算常用公式与数据工艺计算是工程领域中应用数学和物理原理进行工艺过程参数计算和设计的一项重要内容。
根据不同的工艺过程和要求，工艺计算涉及的公式和数据也各不相同。
下面将介绍一些在工艺计算中常用的公式和数据。
1.温度计算：在热传导、传热、冷却等工艺过程中，需要计算温度分布。
常用的温度计算公式包括：-热传导方程：ΔQ=k*A*(ΔT/Δx)，其中，ΔQ为热传导量，k为热导率，A为传热面积，ΔT为温度差，Δx为传热距离。
-冷却速率公式：Q=h*A*(T-T0)，其中，Q为冷却速率，h为冷却系数，A为冷却面积，T为物体温度，T0为环境温度。
-物体冷却时间公式：t=(m*Cp*ΔT)/Q，其中，t为冷却时间，m为物体质量，Cp为物体比热容，ΔT为温度差，Q为冷却速率。
2.流体流动计算：在管道、泵站、阀门等流体流动系统中，需要计算流体流量、压力损失等参数。
常用的流体流动计算公式包括：-流量公式：Q=A*v，其中，Q为流量，A为流体横截面积，v为流速。
-法薛定律：ΔP=ρ*g*h，其中，ΔP为压力损失，ρ为流体密度，g为重力加速度，h为流体高度差。
-管道摩阻公式：ΔP=f*(L/D)*(ρ*v^2/2)，其中，ΔP为压力损失，f为摩阻系数，L为管道长度，D为管道直径，v为流速。
3.化学反应计算：在化工工艺中，需要计算化学反应速率、反应平衡常数等参数。
常用的化学反应计算公式包括：-反应速率公式：r=k*[A]^n*[B]^m，其中，r为反应速率，k为速率常数，[A]、[B]为反应物浓度，n、m为反应级数。
-反应平衡常数公式：K=[C]^c/[A]^a*[D]^d/[B]^b，其中，K为平衡常数，[A]、[B]、[C]、[D]为反应物浓度，a、b、c、d为反应物摩尔比。
4.电路计算：在电子电路设计中，需要计算电流、电压、功率等参数。
常用的电路计算公式包括：-电流公式：I=V/R，其中，I为电流，V为电压，R为电阻。
化工原理课程设计计算公式
化工原2 设计计算2.1确定设计方案2.1.1选择换热器的类型两流体温度变化情况：热流体进口温度80o C，出口温度45o C；冷流体（循环水）进口温度20o C，出口温度40o C。
该换热器用循一因数，估计该换热器的管壁温和壳体壁温之差较大，因此初步确定选用带膨胀节的固定管板式换热器。
2.1.2流动空间及流速确定由于循环冷却水交易结垢，为便于水垢清洗，应使用循环水走管程，油品走壳程。
选用Ф25×2.5的碳钢管每根管长L m6选管长管程Np0.956881设定管程数传热管总根数N9696设定管数2.5.3平均传热温差校正及壳程数P0.170R4温度差校正系数ΨΔt0.930单壳程二管程平均传热温差△t m ℃15.222.5.4传热管排列和分程方法管心距t=1.25d o mm31.25320.032横过管束中心线的管数n c10.78112.5.5壳体内径壳体内径D mm362.894000.42.5.6折流板切去的圆缺高度h mm100250折流板间距B=0.3D mm 1201500.15折流挡板数N B392.5.7接管接管内油品流速 m/s 1.5壳程流体进出口接管内径 m0.08取标准管径 mm150159-2*4.5接管内循环水流速 m/s 1.6管程流体进出口接管内径 m0.10取标准管径 mm207219-2*6传热类项△t 1 ℃△t 2 ℃△t m ＇ ℃顺流30513.95逆流251016.373 换热器核算3.1热量核算3.2压强降核算（1）管程对流传热系数（1）管程压强降管程流体截面积S i m 20.0301管程结垢后校正因数Ft 1.4管程流体流速υi m/s 0.428管程数Np 1管程流体雷诺数Re i 8954.1串联的壳程数Ns1设定Ns普兰特准数Pr6.60管程流通面积A i m 20.030a i W/(m 2•℃)2144.2管程流体流速υi m/s 0.428（2）壳程对流传热系数Re i8954.1壳程流通截面积S o m 20.01313管壁绝对粗糙度ε mm 0.1化工原理第二版夏清版壳程流体流速υo m/s 0.591管壁相对粗糙度ε/d i0.005当量直径d e m 0.0200查莫狄图得管壁摩擦系数λ0.037壳程流体雷诺数Re o 33403.4△P 1 Pa 1014.9普兰特准数Pr4.09△P 2 Pa 274.3a o W/(m 2•℃)1584.0∑△P i Pa 1804.935000（3）总传热系数K （2）壳程压强降K W/(m 2•℃)477.81壳程结垢后校正因数Fs 1.15（4）传热面积S 管子正三角形排列F0.5#DIV/0!传热面积S m 237.00横过管束中心线的管子数n c 11实际传热面积S p m 244.46折流挡板间距B m 0.15面积裕度H1.202折流挡板数N B391合格壳体内径D m 0.41壳程流通面积A o m 20.019按流通截面积A o 计算流速υo m/s 0.4140Re o29227.9壳程流体摩擦系数f o0.48△P 1＇ Pa 6943.8△P 2＇ Pa 7060.0∑△P o Pa16104.435000假实际情5×2.5的碳钢管4 换热器主要结构尺寸和计算结果换热器型式固定管板式化工原理课程设计查进口温度20o C ，出口温度40o C 。
化工工艺计算
∆Hf
• • • C6H6 + 15O ∆Hf0
∆HC,互换
∆HC0 6CO2+ 3H2O Σ∆Hf
• 6C+6H+15O • ∆Hf0 =Σ∆Hf - ∆HC0
• 其中 其中Σ∆Hf=6 ∆Hf0 （CO2）+3∆Hf0(H2O)
电子移位数法估算燃烧热（ 电子移位数法估算燃烧热（卡拉 兹法Khrasch） 兹法 ）
化学反应热计算例题
• 应用已知数据，应用已学过求燃烧热方法，计算1500Kg甲苯下 应用已知数据，应用已学过求燃烧热方法，计算 甲苯下 列液相反应热效应。 列液相反应热效应。 • • • + H2SO4 --------------+ H 2O • • so3H • ∆fH,m硫酸 = -812.8 kJ/mol ∆cH,m,碳 = -393.13 kJ/mol ∆fH m,甲基苯磺酸 = -486.05 kJ/mol ∆cHm,氢气 = -285.58 kJ/mol ∆R-Ar = -14.7 kJ/mol • 以上数据吸热为正放热为负，且假定反应在查表温度下进行 以上数据吸热为正放热为负，
• 解：（1）求稀释水量WH2O 、溶质mol数 • W50%×0.5=200×0.95 =380 (kg) • W H2O =200[(0.95/0.5)-1]=180 (kg) • MSO3=200×0.95/98 =1.9388(kmol) • (2)根据盖斯定律，假想一个虚拟循环
•
∆H=0 T0C 50%H2SO4 ∆H3 ∆Hs 250C 50%H2SO4
• 某二级液相反应 某二级液相反应A+B→C，已知CAo=CBo ， ，已知 在间歇反应器中达到x=0.9，需反应的时间 在间歇反应器中达到 ， 为8min,问：在全混流反应器中进行时，达 问 在全混流反应器中进行时， 到同样转化率反应的时间应为多少？ 到同样转化率反应的时间应为多少？
化工原理重要概念和公式
《化工原理》重要概念第一章流体流动质点含有大量分子的流体微团，其尺寸远小于设备尺寸，但比起分子自由程却要大得多。
连续性假定假定流体是由大量质点组成的、彼此间没有间隙、完全充满所占空间的连续介质。
拉格朗日法选定一个流体质点 , 对其跟踪观察，描述其运动参数 ( 如位移、速度等 ) 与时间的关系。
欧拉法在固定空间位置上观察流体质点的运动情况，如空间各点的速度、压强、密度等，即直接描述各有关运动参数在空间各点的分布情况和随时间的变化。
轨线与流线轨线是同一流体质点在不同时间的位置连线，是拉格朗日法考察的结果。
流线是同一瞬间不同质点在速度方向上的连线，是欧拉法考察的结果。
系统与控制体系统是采用拉格朗日法考察流体的。
控制体是采用欧拉法考察流体的。
理想流体与实际流体的区别理想流体粘度为零，而实际流体粘度不为零。
粘性的物理本质分子间的引力和分子的热运动。
通常液体的粘度随温度增加而减小，因为液体分子间距离较小，以分子间的引力为主。
气体的粘度随温度上升而增大，因为气体分子间距离较大，以分子的热运动为主。
总势能流体的压强能与位能之和。
可压缩流体与不可压缩流体的区别流体的密度是否与压强有关。
有关的称为可压缩流体，无关的称为不可压缩流体。
伯努利方程的物理意义流体流动中的位能、压强能、动能之和保持不变。
平均流速流体的平均流速是以体积流量相同为原则的。
动能校正因子实际动能之平均值与平均速度之动能的比值。
均匀分布同一横截面上流体速度相同。
均匀流段各流线都是平行的直线并与截面垂直 , 在定态流动条件下该截面上的流体没有加速度 , 故沿该截面势能分布应服从静力学原理。
层流与湍流的本质区别是否存在流体速度 u 、压强 p 的脉动性，即是否存在流体质点的脉动性。
第二章流体输送机械管路特性方程管路对能量的需求，管路所需压头随流量的增加而增加。
输送机械的压头或扬程流体输送机械向单位重量流体所提供的能量 (J/N) 。
离心泵主要构件叶轮和蜗壳。
化工原理 公式
化工原理公式
化工原理是一个综合性学科，涉及到很多方面的知识。
在学习化工原理的过程中，我们经常会遇到一些重要的公式。
下面是一些常见的化工原理的公式，以及它们的应用。
1. 质量守恒公式
质量守恒公式用于描述一个化学反应中物质的质量守恒关系。
它表示为：
∑mi = ∑mf
其中，∑mi表示反应物的质量总和，∑mf表示生成物的质量总和。
2. 能量守恒公式
能量守恒公式用于描述一个化学反应中能量的守恒关系。
它表示为：
∆H = Q - W
其中，∆H表示反应的焓变，Q表示系统吸收或释放的热量，W表示系统对外做功。
3. 浓度公式
浓度公式用于描述溶液中溶质的浓度。
常见的浓度单位有摩尔浓度、体积分数、质量分数等。
以摩尔浓度为例，它表示为：C = n/V
其中，C表示溶液的摩尔浓度，n表示溶质的摩尔数，V表示溶液的体积。
4. 饱和度公式
饱和度公式用于描述气体和液体混合物中各组分的饱和度。
以气体饱和度为例，它表示为：
φ = p/p*
其中，φ表示气体的饱和度，p表示气体的实际压力，p*表示气体的饱和蒸汽压力。
这些公式是化工原理中常见的一些公式，它们在实际应用中有着重要的作用。
在学习和应用这些公式时，我们需要注意理解公式的意义和适用条件，以确保正确使用。
烧碱合理浓度计算公式
烧碱合理浓度计算公式烧碱，也称氢氧化钠，是一种常用的化学物质，广泛应用于化工、冶金、纺织、造纸等行业。
在实际生产中，烧碱的浓度是一个重要的参数，需要根据具体的工艺要求进行合理的计算和控制。
本文将介绍烧碱合理浓度的计算公式，帮助读者更好地理解和应用这一重要的化学原理。
烧碱的浓度通常用质量分数表示，即单位质量溶液中烧碱的质量占比。
在实际应用中，我们需要根据烧碱的纯度和溶液的配制方法来计算最终的溶液浓度。
下面我们将介绍几种常见的烧碱浓度计算公式。
1. 纯度和密度法。
烧碱的纯度和密度是影响其浓度的两个重要因素。
一般来说，烧碱的纯度越高，其溶液的浓度也越高；而烧碱的密度则直接影响了其在水中的溶解度。
因此，我们可以通过以下公式来计算烧碱溶液的浓度：C = m / (M V)。
其中，C表示烧碱的浓度，单位为mol/L；m表示烧碱的质量，单位为g；M表示烧碱的摩尔质量，单位为g/mol；V表示溶液的体积，单位为L。
2. 溶解度法。
烧碱在水中的溶解度也是影响其溶液浓度的重要因素。
一般来说，烧碱在25℃下的溶解度约为111g/100mL。
因此，我们可以通过以下公式来计算烧碱溶液的浓度：C = m / V。
其中，C表示烧碱的浓度，单位为g/L；m表示烧碱的质量，单位为g；V表示溶液的体积，单位为L。
3. 酸碱滴定法。
在实际生产中，我们常常需要使用酸碱滴定法来确定烧碱的浓度。
这种方法通过滴定溶液中的烧碱，然后根据滴定所需的酸的体积和浓度来计算烧碱的浓度。
具体的计算公式为：C = (N V) / m。
其中，C表示烧碱的浓度，单位为mol/L；N表示酸的浓度，单位为mol/L；V 表示酸的体积，单位为mL；m表示烧碱的质量，单位为g。
需要注意的是，以上的计算方法都是在理想情况下得到的结果，实际生产中可能会受到一些其他因素的影响，比如温度、压力、搅拌速度等。
因此，在实际应用中，我们需要根据具体情况来选择合适的计算方法，并且进行必要的修正。
化工工艺常用流速范围及管径计算
0.1~0.2
离心泵排出管
1.5~3
高压乏气
80~100
P<0.3 Mpa(G)
8~15
Dg50
0.16~0.25
高压离心泵排出管
3~3.5
压缩气体
真空
5~10
P<0.6 Mpa(G)
10~20
Dg100
0.25~0.35
齿轮泵吸入管
≦1
P≦0.3Mpa(G)
8~12
P≦2 Mpa(G)
1~2
不利用时
60
变换气
P=0.1~2 Mpa(A)
10~15
Dg100
0.7~1.0
离心泵吸入管（常温）
1.5~2
乏气
排气管：从受压容器排出
80
氢氮混合气
P=20~30 Mpa(A)
5~10
Dg200
1.2~1.6
离心泵吸入管（70~110℃）‰
0.5~1.5
从无压容器排出
15~30
氨气
P=真空
15~25
油及粘度大的液体
油及相似液体
0.5~2
P> 10Mpa
8~12
高压蒸汽
P=4~12Mpa(A)
40~60
半水煤气
P=0.1~0.15 Mpa(G)
10~15
粘度50厘泊Dg25
0.5~0.9
往复式真空泵吸入管
13~16
过热蒸汽
Dg>200
40~60
天然气
30
Dg50
0.7~1.0
往复式真空泵排出管
25~30
10~15
P=1~2 Mpa(G)
第四章化工工艺计算
=1356kmol/h
设反响器入口至循环紧缩机出口压降为450kpa，出口温度313k，紧缩机出口压 力3500kpa，紧缩进程的多变指数n=1.4，效率 =0.72，紧缩因子Z=1，那么每 kmol循环紧缩机的实际功耗：
W
n ZRT n 1
(
P2 P1
)
(
n1)
/
n
1
W=410.11kJ/kmol
〔3〕物流的循环
关于转化率较低或有一种反响物过量的反响系统，需将未反响的原料 与产物分别后，前往到反响器入口，构成物料循环。如此，添加了物料衡 算的复杂水平。
例2： 乙烯与氯气反响消费氯乙烯的进程如以下图
Cl2 C2H4
A氯化 B次氯化
热裂解 C
HCl
D分别
C2H3Cl (VC)
在各反响器中发作如下反响： (A)氯化反响 C2H4 +Cl2 → C2H4Cl2 (DCE：二氯乙烷〕
艺和氢气循环运用的加氢工艺。
例3 有甲苯脱烷基制苯进程，其反响式如下 主反响 C6H5CH3 + H2 → C6H6 + CH4 副反响 2C6H6 → (C6H5)2 + H2 (联苯〕
反响器的出口压力为3450KPa，为提高选择性和减轻反响器结焦，氢与甲 苯进反响器的分子比为5︰1，当转化率为70%时，选择性为97.69%，进料 氢气的组成为95%H2，5%CH4。设循环气体紧缩机的设备折旧费和操作费 用为0.4元/〔kw.h)，氢气的价钱为4000元/吨，不计循环中物料加热冷却所 需的费用，试确定排放气体的甲烷浓度。
进料总量=出料总量+损耗量+积聚量
关于一个延续动摇进程：
进料总量=出料总量+损耗量
化工中物料衡算和热量衡算公式
物料衡算和热量衡算物料衡算根据质量守恒定律，以生产过程或生产单元设备为研究对象，对其进出口处进行定量计算，称为物料衡算。
通过物料衡算可以计算原料与产品间的定量转变关系，以及计算各种原料的消耗量，各种中间产品、副产品的产量、损耗量及组成。
物料衡算的基础物料衡算的基础是物质的质量守恒定律，即进入一个系统的全部物料量必等于离开系统的全部物料量，再加上过程中的损失量和在系统中的积累量。
∑G1=∑G2+∑G3+∑G4∑G2：——输人物料量总和；∑G3：——输出物料量总和；∑G4：——物料损失量总和；∑G5：——物料积累量总和。
当系统内物料积累量为零时，上式可以写成：∑G1=∑G2+∑G3物料衡算是所有工艺计算的基础，通过物料衡算可确定设备容积、台数、主要尺寸，同时可进行热量衡算、管路尺寸计算等。
物料衡算的基准(1)对于间歇式操作的过程，常采用一批原料为基准进行计算。
(2)对于连续式操作的过程，可以采用单位时间产品数量或原料量为基准进行计算。
物料衡算的结果应列成原材料消耗定额及消耗量表。
消耗定额是指每吨产品或以一定量的产品(如每千克针剂、每万片药片等)所消耗的原材料量；而消耗量是指以每年或每日等时间所消耗的原材料量。
制剂车间的消耗定额及消耗量计算时应把原料、辅料及主要包装材料一起算入。
热量衡算制药生产过程中包含有化学过程和物理过程，往往伴随着能量变化，因此必须进行能量衡算。
又因生产中一般无轴功存在或轴功相对来讲影响较小，因此能量衡算实质上是热量衡算。
生产过程中产生的热量或冷量会使物料温度上升或下降，为了保证生产过程在一定温度下进行，则外界须对生产系统有热量的加入或排除。
通过热量衡算，对需加热或冷却设备进行热量计算，可以确定加热或冷却介质的用量，以及设备所需传递的热量。
热量衡算的基础热量衡算按能量守恒定律“在无轴功条件下，进入系统的热量与离开热量应该平衡”，在实际中对传热设备的衡算可由下式表示Q 1+Q 2+Q 3=Q 4+Q 5+Q 6 （1—1）式中： Q 1—所处理的物料带入设备总的热量，KJ;Q 2—加热剂或冷却剂与设备和物料传递的热量（符号规定加热剂加入热量为“+”，冷却剂吸收热量为“-”），KJ;Q 3—过程的热效率，（符号规定过程放热为“+”；过程吸热为“-”）Q 4—反应终了时物料的焓（输出反应器的物料的焓）Q 5—设备部件所消耗的热量，KJ;Q 6—设备向四周散失的热量，又称热损失,KJ;热量衡算的基准可与物料衡算相同，即对间歇生产可以以每日或每批处理物料基准。
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显热法
焓差法
潜热法 显热法 焓差法 潜热法
Ws*C*(t2 -t1) Ws*(h2h1) Ws*C*(t2 -t1)+W*r
无相变 无要求 有相变
显热法
焓差法
潜热法 显热法 焓差法 潜热法
Ws*C*(t2 -t1) Ws*(h2h1) Ws*C*(t2 -t1)+W*r
无相变 无要求 有相变
Kg/h
Q冷=
38.00
℃
Q冷=
3.50 KJ/Kg·℃
15.00 热介质
℃ J/Kg J/Kg J/Kg
Q冷=
Ws1= Ws1= Ws1=
输出数据
901600
0
901600 11200
#DIV/0!
KJ/h
KJ/h
KJ/h Kg/h Kg/h Kg/h
Ws2:
T1:
C热: T2: H1: H2: r热:
1020，换算系数
1.1，电动机功率储备系数
电机功率等级 0.37kw/0.55kw/0.75kw/1.1kw/1.5kw/2.2kw/ 2.5kw/3kw/4kw/5.5kw/7.5kw/11kw/15kw/18. 5kw/22kw/30kw/37kw/45kw/55kw/75kw/90kw/ 110kw/132kw/160kw
11200.00
Kg/s
38.00
℃
4.01 KJ/Kg·℃
15.00 1.00
21.00 1.00
℃ J/Kg J/Kg J/Kg
关风机排量计算 G=0.06V·n· Y·r·K 输入：
V=
n=
Y=
r=
K=
G=0.06V·n·
Y·r·K
G=
0
t/h
V：关风机
容积，升/转
n：关风机
转速，转/分
Y：关风机
流速 3.1415926 40 10 2.21
mm m3/h m/s
管道材料重量
外径： 壁厚： 长度：
600
mm
8
mm
2000
m
密度：
7.94
t/m3
重量：
CS密 度： SS密 度：
239.465
T
7.85
t/m3
7.94
t/m3
镀锌管
7.8
t/m3
工况条件: 输入数据 冷介质
11200.00
热量计算:
介质温
℃
度
t1：管道
安装温
℃
度
输入：
t1=
0
t2=
240
α=
13.18
L=
100
计算结 果：
ΔL=
31.632
cm
粉状物料， Y=0.5~0.6 r：物料密 度，t/m3 K：修正系 数，0.7~0.8
进料量: X进(w/w): X出(w/w): 蒸发量 出料量:
蒸发量计算 10.00 T/h 40.0% 70.0% 4.29 T/h 5.71 T/h
P Ne K
Ne≤22 22<Ne≤55 55<Ne 输入K: P=
K=1.25 K=1.15 K=1.00
1.25 13.98
m3/h m
kg/m3 kw
kw
K S：（㎡） △T: Q
换热面积计算
风机所需功率计算
输入Q:
18000 输入η1
0.85
输入P:
2500 输入η2
0.9
风机所需电机功率kw
260
13.27 12.52
270
13.32 12.59
280
13.36 12.65
290
13.41 12.72
300
13.45 12.78
310
12.89
320
12.99
330
13.10
340
13.20
350
13.31
K取600~1100（W/(㎡.℃)）
△T=(△T2-△T1)/Ln（△T2/△T1） Q=CM△T= 水在30~40℃比热4.174KJ/Kg·℃ 氯化钠25%在25℃下比热3.3,在18%下3.5 淡盐水的30摄氏度下密度1.12
名称
π: 输入u: 输入Vs: 计算d=
PI 输入u: 输入d: 计算Vs：
Ws1: t1: C冷: t2: h1: h2: r冷:
数据
单位
管径 3.1415926 2 5 29.7
m/s m3/h mm
流量 3.1415926 15 80
271.43
m/s mm m3/h
名称
数据
单位
π: 输入d: 输入Vs: 计算u=
容积效率
颗粒状物料，
Y=0.8
Q热=
Q热=
Q热= Ws2= Ws2= Ws2=
1032976
224000
1021776 11200 11200
KJ/h
KJ/h
KJ/h Kg/h Kg/h Kg/h
管道热伸长量计
算
ΔL=Lα cm
(t2-t1) L：计算
m 管长
α：管道
线胀系
cm/(m·℃)
数
t2：管内
已
F W 1 X0
知
X1
已 知WBiblioteka F2X1 1X1 X0
出料量: X出(w/w): 蒸发量: X进(w/w):
15.00 T/h 70.0% 15.00 T/h 35.0%
泵轴功率计算
Ne
QH 3600 102
输入:
已
X0
X1 F2 F2 W
知
Q:
50
H:
50
ρ:
1150
η:
0.7
Ne=
11.19
已
W F 1 X0
知
X1
蒸发量: X进(w/w): X出(w/w): 进料量 出料量:
出料量: X进(w/w): X出(w/w): 蒸发量: 进料量:
10.00 T/h 40.0% 70.0% 23.33 T/h 13.33 T/h
15.00 T/h 35.0% 70.0% 15.00 T/h 30.00 T/h
17.62
250.4444 KW/h
线胀系数:×10-4cm/(m·℃)
T
Q235A
20#
100
12.20 11.16
150
12.60 11.64
158
12.66 11.72
200
13.00 12.12
220
13.09 12.25
230
13.14 12.32
240
13.18 12.38
250
13.23 12.45
一般逆流
风机所需功率=1.1Q*P/(3600*1020η)
Q=风量，m³/h
P=Pa
η=η1*η2
η1—风机的内效率，一般取0.75~0.85，小
风机取低值、大风机取高值
η2—机械效率，1、风机与电机直联取1；2、
联轴器联接取0.95~0.98；3、用三角皮带联 接取0.9~0.95；4、用平皮带传动取0.85