《化工原理公式及各章节总结汇总.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理公式及各章节总结汇总.docx（21页珍藏版）》请在三一办公上搜索。
1、第一章 流体流动与输送机械1. 流体静力学基本方程：P2 P0gh2. 双液位U型压差计的指示：P1 P2 Rg ( 12)3. 伯努力方程：zg；U2已 zg；U2%12 122 24. 实际流体机械能衡算方程：z g ju2 栏 z g ju2W +12 122 2fdu5. 雷诺数：Re 6.范宁公式：Wfl U232 lu P_ fd 2 d27-哈根泊谡叶方程：pf 专 A1 28.局部阻力计算：流道突然扩大：1 宫 流产突然缩小:A 20.5 1A1A2第二章非均相物系分离1.恒压过滤方程：V2 2VeV KA 2t令4 V /A , qe Ve /A 则此方程为：q2 2qq k
2、t第三章传热1. 傅立叶定律：dQ dA-l,Q A*ndx2. 热导率与温度的线性关系：01 t)3.单层壁的定态热导率：Qtb厂m4.单层圆筒壁的定态热传导方程：Q5.单层圆筒壁内的温度分布方程：t2 l（t1 1 r lnr 1Q匕)或Qt t-42bmy-lnr C （由公式4推导）乙 _L6.三层圆筒壁定态热传导方程：Q2兀l (t -11r 1r1rIn + In + In XrXrXr7.牛顿冷却定律：Q =aA( t)Q =a A(T - T)w8.al_努塞尔数Nu =普朗克数Pr =人人Cpu八BpAtl 3 p 2格拉晓夫数Gr =9.流体在圆形管内做强制对流:1)11.
3、C(TT )=q C(tm1 p112m2 p2211bd1d=+ l+.KaXdad总传热系数:12m无相变时：Q = q12.1考虑热阻的总传热系数方程： K1d一.l+R +R a 2 d 2S1d1d213.总传热速率方程：Q = KAAt14.两流体在换热器中逆流不发生相变的计算方程:KAqm1Cp115.两流体在换热器中并流不发生相变的计算方程:KAln iT2 - 12qm1Cp1m2Cp2 J，n c 、 1 + m1 P1Iqm2Cp2 J16.两流体在换热器中以饱和蒸气加热冷流体的计算方程:ln = JKLT - 12qm2Cp2Re 10000，0.6 Pr 50、八X，
4、或 a = 0.023 dup0.8 /IdL日J、X JNu = 0.023Re0.8 Prk其中当加热时，k=，冷却时k=k，10.热平衡方程：Q = q r + C (T T ) = q c (t -1 m1p1 s 2m 2 p 2 2t )，若为饱和蒸气冷凝：Q = q r = q c (t t )m1m 2 p 2 2 1第四章蒸发1.蒸发水量的计算：Fx0 = (F - W)x1 = Lx12.x 、 水的蒸发量：W = F(1 一)x13.完成时的溶液浓度：x = Ff-w4.单位蒸气消耗量：W = r，此时原料液由预热器加热至沸点后进料，且不计热损失，为加热时的蒸气汽化潜热D
5、 rr为二次蒸气的汽化潜热5.,T为加热蒸气的温度，传热面积：A =岳，对加热室作热量衡算，求得Q = D（H -妇F，也=TT m匕为操作条件下的溶液沸点。6.蒸发器的生产能力：Q =幽（-，1）7.W蒸发器的生产强度（蒸发强度）E =-第六章蒸馏1.乌拉尔定律：pA = PAxa，pa=po (1 - x )2.道尔顿分定律：P = PA + PB3.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:=py - poxp = py = po x4.泡点方程:5.V挥发度：6.p -po A，露点方程：y =巳在-p po B-po -poAppo - poABABp=-Ap. V =
6、 B-x，B XABpV=-Ax=A-，或上=a*VBPB_yBxBxBA相对挥发度：以xA7.ax相平衡方程：y=t+ex8.全塔物料衡算：F = D + W , FxFxD+ WxW9.馅出液采出率：D = L一F xDxW10.釜液采出率：W =FxDxW11.精馅段操作线方程：V = L + Dc L令R =-（回流比），则yn+iVy i = Lx + Dxd ,1R +1 气 + R +1 xdn+112.提馅段操作线方程：总物料衡算：L= V+W，易挥发组分的物料衡算：L乂广V ymJ + WL W即mH = L-W Xm - L-W XW13.H - h q =fH - h 饱
7、和蒸气的焓一饱和流体的焓饱和蒸气的焓一原料的焓每摩尔原料汽化为饱和蒸气所需的热量原料的摩尔汽化潜热14. q线方程(进料方程)：y = x- *7q -1q -1lg15. 芬斯克方程：N +1 =min/ xVi-X )Dlg a第七章干燥1.湿度：H =毛=客=0.622工_ n M29 np - pp 2. 相对温度：中=x 100%ps3. 湿比热容：七=c +c H，在0120C时，Ch = 1.01 +1.88H4. 湿空气焓：Ih = I + HI ,具体表达式为：Ih = I(1.01 +1.88H)t + 2492H(1 H) cc273 +1 1.013x 105 心” i
8、c)cc273 +15 湿比体积：v = I 一 + 一 x 22.4 xx= V0.772 +1.244H )x 22.4 xxh V 29 18)273 p2731.013 x 105p6.露点温度:H = 0.622 - pd p p d即pd=Hp0.622 + H7.流体流动基本概念与基本原理一、流体静力学基本方程式p = p +pg(z z )_2 11 2或p = p 0 + p gh注意：1、应用条件：静止的连通着的同一种连续的流体。2、压强的表示方法：绝压一大气压=表压 表压常由压强表来测量；大气压一绝压二真空度真空度常由真空表来测量。3、压强单位的换算：1atm=760mm
9、Hg=cm2=4、应用：水平管路上两点间压强差与U型管压差计读数R的关系：p1 - p 2 = (P a -p) gR处于同一水平面的液体，维持等压面的条件必须时静止、连续和同一种液体。、定态流动系统的连续性方程式物料衡算式pA。常数w u A p u A p s1 1 12 2 2uAp 常数p=常数V u A u A uA 常数As1 12 2p=常数圆形管中流动 u /uA / A d 2 / d 2A122121三、定态流动的柏努利方程式能量衡算式1kg流体:昵+7+阪=2+东+叫J/kg讨论点：1、流体的流动满足连续性假设。p u四、柏努利式中的Ehf 流动类型：1、雷诺准数Re及流
10、型Re=duP/u，U为动力粘度，单位为Pas；层流:ReW2000，湍流:ReN4000； 2000Re4000为不稳定过渡区。 牛顿粘性定律t = u (du/dy)气体的粘度随温度升高而增加，液体的粘度随温度升高而降低。 流型的比较：质点的运动方式；速度分布，层流：抛物线型，平均速度为最大速度的倍；湍流：碰撞和混和使速度平均化。即并联管路的特点是：(1)并联管段的压强降相等；(2) 主管流量等于并联的各管段流量之和;(3) 并联各管段中管子长、直径小的管段通过的流量小。II. 分支管路：1、V =匕+ V2 +匕pu201 +甘+IT = gZ 2十甘+寸2、理想流体，无外功输入时，机械
11、能守恒式:3、可压缩流体，当p/p/20%，仍可用上式，且P = Pm。4、注意运用柏努利方程式解题时的一般步骤，截面与基准面选取的原则。5、流体密度P的计算:理想气体P =pM/RT混合气体p =p x +p x +p xm 1 v12 v 2n vn混合液体=%+二+.+晨m m 2n上式中：X两体积分率；x而质量分率。we为流(W)6、gz，U2/2, p/P三项表示流体本身具有的能量，即位能、动能和静压能。工hf为流经系统的能量损失 体在两截面间所获得的有效功，是决定流体输送设备重要参数。输送设备有效功率NWews，轴功率N=N/n Au 27、1N 流体 H = AZ + + + H
12、 寸 ml(压头)1m3流体Wp=Azpg + Ap + Au2p +phfp WApf = phf阻力，层流：粘度内摩擦力，湍流：粘度内摩擦力+湍流应力。II.流体在管内流动时的阻力损失h = h + h j/kg7. l U 2询1、直管阻力损失hfhf八d y = -范宁公式(层流、湍流均适用).层流：M = /(Re)艮即 = Re 或hf = 3j；2 哈根一泊稷叶公式。湍流区(非阻力平方区)：X = f (Re,I)；高度湍流区(阻力平方区)：x = f (I)，具体的定性关系参见摩擦因 dd数图，并定量分析hf与u之间的关系。推广到非圆型管d = de = 4rH4 x流通截面积
13、润湿周边长注：不能用de来计算截面积、流速等物理量。2、局部阻力损失h f阻力系数法，hf* 土 e = 1.0广05当量长度法，h =x 与f d 2注意：截面取管出口内外侧，对动能项及出口阻力损失项的计算有所不同。当管径不变时，诳=n 当2 +z)f d2流体在变径管中作稳定流动，在管径缩小的地方其静压能减小。流体在等径管中作稳定流动流体由于流动而有摩 擦阻力损失，流体的流速沿管长不变。流体流动时的摩擦阻力损失hf所损失的是机械能中的静压能项。完全湍流(阻 力平方区)时，粗糙管的摩擦系数数值只取决于相对粗糙度。水由敞口恒液位的高位槽通过一管道流向压力恒定的反应器，当管道上的阀门开度减小时，
14、水流量将减小，摩擦 系数增大，管道总阻力不变 五、管路计算I. 并联管路：1、V =匕+匕+匕2、h. 一 h门=h.2 = h.3各支路阻力损失相等。2、分支点处至各支管终了时的总机械能和能量损失之和相等。六、柏式在流量测量中的运用1、毕托管用来测量管道中流体的点速度。2、孔板流量计为定截面变压差流量计，用来测量管道中流体的流量。随着Re增大其孔流系数C0.先减小，后保持 为定值。3、转子流量计为定压差变截面流量计。注意：转子流量计的校正。测流体流量时，随流量增加孔板流量计两侧压差值将增加，若改用转子流量计，随流量增加转子两侧压差值将不 变。离心泵基本概念与基本原理一、工作原理基本部件：叶轮
15、（612片后弯叶片）：泵壳（蜗壳）（集液和能量转换装置）；轴封装置（填料函、机械端面密封】原理：借助高速旋转的叶轮不断吸入、排出液体。注意：离心泵无自吸能力，因此在启动前必须先灌泵，且吸入管路必须有底阀，否则将发生“气缚”现象。某离心泵运彳一年后如发现有气缚现象，则应检杳进口管路是否有泄漏现象。二、性能参数及特性曲线1、压头H，又称扬程 H =AZ +坐+ HP g f2、有效功率 Ne = Wews = HgQp 轴功率0 = HgQP3、离心泵的特性曲线通常包括H Q,N Qm Q曲线，这些曲线表示在一定转速下输送某种特定的液体时泵的性能。由N - Q线上可看出：Q = 0时，N = Nm
16、in，所以启动泵和停泵都应关闭泵的出口阀。离心泵特性曲线测定实验，泵启动后出水管不出水，而泵进口处真空表指示真空度很高，可能出现的故障原因是 吸入管路堵塞。若被输送的流体粘度增高，则离心泵的压头减小，流量减小，效率减小，轴功率增大。三、离心泵的工作点1、泵在管路中的工作点为离心泵特性曲线（H - Q ）与管路特性曲线（H - Qe ）的交点。管路特性曲线为：七=K + BQ2。2、工作点的调节：既可改变H -Q来实现，又可通过改变H - Q来实现。具体措施有改变阀门的开度，改变泵e e的转速，叶轮的直径及泵的串、并联操作。离心泵的流量调节阀安装在离心泵的出旦管路上，开大该阀门后，真空表读数增大
17、，压力表读数减小，泵的扬程 将减小，轴功率将增大。两台同样的离心泵并联压头不变而流量加倍，串联则流量不变压头加倍。四、离心泵的安装高度Hg为避免气蚀现象的发生，离心泵的安装高度WHg，注意气蚀现象产生的原因。1. H = H -性-HH为操作条件下的允许吸上真空度，mg s 2 gf 0-1sHf0-1为吸入管路的压头损失，m。2. Hg = pa - pv - （NPSH）r - Hf0-1（NPSH）r 允许气蚀余量，m夜面上方压强，Pa；p操作温度下的液体饱和蒸汽压，Pa。离心泵的安装高度超过允许安装高度时会发生气蚀现象。传 热 基本概念和基本理论传热是由于温度差引起的能量转移，又称热传
18、递。由热力学第二定律可知，凡是有温度差存在时，就必然发生热 从高温姓传涕到低温处卜。根据传热机理的不同，热传递有三种基本方式：热传导（导热X热对流（对流）和热辐射。热传导是物体各部分 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；热对流是流体各部分之间 发生相对位移所引起的热传递过程（包括由流体中各处的温度不同引起的自然对流和由外力所致的质点的强制运动引 起的强制对流），流体流过固体表面时发生的对流和热传导联合作用的传热过程称为对流传热（给热）；热辐射是因热 的原因而产生的电磁波在空间的传递。任何物体只要在绝对零度以上，都能发射辐射能，只是在高温时，热辐射才能
19、 成为主要的传热方式。传热可依靠其中的一种方式或几种方式同时进行。传热谏率Q是指单位时间通过传热面的热量（W）；热通量q是指每单位面积的传热速率（W/m2）。一、热传导1. 导热基本方程傅立叶定律dQ =人dS丑湖入导热系数，表征物质导热能力的大小，是物质的物理性质之一，单位为/（二。0。为金属的导热系数一般随温度升高而降低，气体的导热系数随温度升高而增大。式中负号表示热流方向总是和温度剃度的方向相反。2. 平壁的稳定热传导单层平壁：ttA-f-Q = W2 = RXs多层（n层）平壁:公式表明导热速率与导热推动力（温度差）成正比，与导热热阻（R）成反比。由多层等厚平壁构成的导热壁面中所用材料
20、的导热系数愈大，则该壁面的热阻愈小，其两侧的温差愈小，但导热速率相同。2. 圆筒壁的稳定热传导单层圆筒壁：. 或 Q =A t 或b人Sm2时八2m（t t）Q =12rln =ri当 S2/S1用对数平均值即:S S21S_In 2Si当 s2/si多层（n层）圆筒壁：Q = 1 n+1y b* ST i mi用算术平均值即:Sm=（S1+S2）2兀 l （t t ）/2Q =1n+1v r 乙lnFii i一包有石棉泥保温层的蒸汽管道，当石棉泥受潮后其保温效果应降低，主要原因是因水的导热系数大于保温材料的导热系数，受潮后，使保温层材料导热系数增大，保温效果降低。在包有两层相同厚度保温材料的
21、圆形管道上，应该将导热系数小的材料包在内层，其原因是为了减少热损失，降低壁面温度。、对流传热1.对流传热基本方程牛顿冷却定律Q =a SAta对流传热系数，单位为：W/ (m2C)，在换热器中与传热面积和温度差相对应。2.与对流传热有关的无因次数群(或准数)表1准数的符号和意义准数名称符号意义努塞尔特准数Nu=入含有特定的传热膜系数a，表示对流传热的强度LuP .雷诺准数Re=反映流体的流动状态uCpP普兰特准数Pr=反映流体物性对传热的影响入Fg At L3P2格拉斯霍夫准数Gr=反映因密度差而引起自然对流状态3. 流体在圆形直管中作强制湍流流动时的传热膜系数对气体或低粘度的液体Nu = 0
22、.023ReO.8 Pr na=0.023 （皓）邸in流体被加热时，n=；液体被冷却时，n=。定型几何尺寸为管子内径q。定性温度取流体进、出口温度的算术平均值。应用范围为 Re 10000, Pr=160, (l/d) 60。对流过程是流体和壁面之间的传热过程，定性温度是指确定准数中各物性参数的温度。沸腾传热可分为三个区域，它们是自然对流区、泡状沸腾区和膜状沸腾区，生产中的沸腾传热过程应维持在泡状 沸腾区操作。无相变的对流传热过程中，热阻主要集中在传热边界层或滞流层内，减少热阻的最有效的措施是提高流体湍动程 度。引起自然对流传热的原因是系统内部的温度差，使各部分流体密度不同而引起上升、下降的
23、流动。用无因次准数方程形式表示下列各种传热情况下诸有关参数的关系：(1) 无相变对流传热Nu=f (Re，Pr，Gr)(2) 自然对流传热Nu=f (Gr，Pr)(3) 强制对流传热Nu=f (Re，Pr)在两流体的间壁换热过程中，计算式Q=KSAt，式中At表示为两流体温度差的平均值；S表示为泛指传热面，与 K相对应。在两流体的间壁换热过程中，计算式。=SAt，式中A t=tw-tm或TTw； S表示为一侧的传热壁面。滴状冷凝的膜系数大干膜状冷凝膜系数。水在管内作湍流流动时，若使流速提高至原来的2倍，则其对流传热系数约为原来的倍。若管径改为原来的1/2 而流量相同，则其对流传热系数约为原来的
24、X倍。(设条件改变后，仍在湍流范围)三、间壁两侧流体的热交换间壁两侧流体热交换的传热速率方程式Q=KS a tm式中K为总传热系数，单位为：W/ (皿2。0：/匕为两流体的平均温度差，对两流体作并流或逆流时的换热器而t - % - 22m ln(2t / At )当A t/At 110100对于饱和液体、气液混合物和饱和蒸汽进料而言，q值等于进料中的液相分率。L = L + qFV = V + （1-q） Fq线方程（进料方程）为：”土_斗 y x 1q -1 q -1上式表示两操作线交点的轨迹方程。塔底再沸器相当于一层理论板（气液两相平衡）,塔顶采用分凝器时，分凝器相当于一层理论板。由于冷液
25、进用时 提馏段内循环量增大，分离程度提高，冷液进料较气液混合物进料所需理论板数为少。五、回流比及其选择（1）全回流R=l/d=8，操作线与对角线重合，操作线方程yn=xn-i，达到给定分离程度所需理论板层数最少为4侦。（2）最小回流比当回流比逐渐减小时，精馏段操作线截距随之逐渐增大，两操作线位置将向平衡线靠近，为达到相同分离程度所 需理论板层数亦逐渐增多。达到恒浓区（夹紧区）回流比最小，所需理论板无穷多。I. 正常平衡线4=匚Rmn + 1、-七饱和液体进料时：X =xq F饱和蒸汽进料时：yq=yFII. 不正常平衡线由a（x，y）或c（x，x ）点向平衡线作切线，由切线斜率或截距求R。D
26、DW Wmin（3）适宜回流比R= (2) Rmin精馏设计中，当回流比增大时所需理论板数减少，同时蒸馏釜中所需加热蒸汽消耗量增加，塔顶冷凝器中冷却介 质消耗量增加，操作费用相应增加，所需塔径增大。精馏操作时，若F、D、,、精馏设计中，回流比愈大，q、R、加料板位置都不变，将塔顶泡点回流改为冷回流，则塔顶产品组成变大。操作能耗愈大，随着回流比逐渐增大，操作费和设备费的总和将呈现先减小后增大的 过程。六、板效率和实际塔板数1. 单板效率（默弗里效率）EmV yn+r一 yn+1E =nmL X 一 X*2. 全塔效率 NE = TNP精馏塔中第n-1,n, n+1块理论板yn+1yt x 。n-
27、1 n n n-1精馏塔中第n-1,n, n+1块实际板xn*yn。如板式塔设计不合理或操作不当，可能产生液泛、漏液、及雾沫夹带等不正常现象，使塔无法正常工作。负荷性能图有五条线，分别是雾沫夹带、液泛、漏液、液相负荷上限和液相负荷下限。吸 收基本概念和基本原理利用各组分溶解度不同而分离气体混合物的单元操作称为吸收。混合气体中能够溶解的组分称为吸收质或溶质 (A)；不被吸收的组分称为惰性组分或载体(B)；吸收操作所用的溶剂称为吸收剂(S)；吸收所得溶液为吸收液(S+A)； 吸收塔排出的气体为吸收尾气。当气相中溶质的的实际分压高于与液相成平衡的溶质分压时，溶质从气相向液相转移，发生吸收过程；反之当
28、气 相中溶质的的实际分压低于与液相成平衡的溶质分压时，溶质从液相向气相转移，发生脱吸(解吸)过程。一、气-液相平衡传质方向与传质极限平衡状态下气相中溶质分压称为平衡分压或饱和分压，液相中的溶质浓度称为平衡浓度或饱和浓度溶解度。对于同一种溶质，溶解度随温度的升高而减小，加压和降温对吸收操作有利，升温和减压有利于脱吸操作。亨利定律：P*=ExE为亨利系数，单位为压强单位，随温度升高而增大，难溶气体(稀溶液)E/艮大，易溶气体E很小。对理想溶液E为吸收质的饱和蒸气压。P*=c/H-h为溶解度系数，单位:kmol/(kNm)，H=p/(EM 随温度升高而减小，难溶气体H很小，易溶气体日很大。y*=mx
29、m相平衡常数，无因次，m=E/P，m值愈大，气体溶解度愈小；山随温度升高而增加，随压力增加而减小。Y*=mX当溶液浓度很低时大多采用该式计算。X=x/(1-x)； Y=y/(1-y)；x, y摩尔分率，X, Y摩尔比浓度、传质理论传质速率一 一 d C分子扩散凭借流体分子无规则热运动传递物质的现象。推动力为浓度差，由菲克定律描述：J =-DAA AB d ZJA -扩散通量，kmol/(m2s) DAB -扩散系数涡流扩散凭借流体质点的湍动和旋涡传递物质的现象。等分子反向扩散传质速率：气相内 N = 一 PA2) a RTZ液相内NA = D(CAZ -CA2)单相扩散传质速率：(P P )
30、= k (p p )A Ai GA Ai气相内 N = J + NCa =A A C RTZ p Bm液相内 N =- (c一c ) = k (c 一c )A Z c Ai A L Ai AsmP - P.BT其中P/PBm 1为漂流因数，反映总体流动对传质速率的影响。P = B2Bmln PB2PB1一般而言，双组分等分子反向扩散体现在精馏单元操作中，而一组分通过另一组分的单相扩散体现在吸收单元操 作中。气相中，温度升高物质的扩散系数增大，压强升高则扩散系数降低；液相中粘度增加扩散系数降低。在传质理论中有代表性的三个模型分别为双膜理论、溶质渗透理论和表面更新理论。传质速率方程传质速率=传质推
31、动力/传质阻力N = k (p p ) = k (c c) = k (Y Y) = k (X X)Gi L iY i X iN = Kg(p p*) = KL(c * -c) = Ky(Y Y*)=孔(X * X)注意传质系数与推动力相对应，即传质系数与推动力的范围一致，传质系数的单位与推动力的单位一致。吸收系数之间的关系:=1K g七 H卜Ky kY kx=1K k mkkY = PkG kx = Ckl气膜控制与液膜控制的概念对于易溶气体，H很大，传质阻力绝大部分存在于气膜之中，液膜阻力可以忽略，此时KH，这种情况称为“气 膜控制”：反之，对于难溶气体，H很小，传质阻力绝大部分存在于液膜之
32、中，气膜阻力可以忽略，此时K*，这种 情况称为“液膜控制”。三、物料衡算操作线方程与液气比全塔物料衡算:V(Y Y2) = L( X1 X 2)逆流操作吸收操作线方程:y=VX+(Y1VX1-塔底，2 -塔顶吸收操作时塔内任一截面上溶质在气相中的实际分压总是高于与其接触的液相平衡分压，所以吸收操作线总是位于平衡线的上方。最小液气比:1 厂 min X * X液气比即操作线的斜率若平衡关系符合亨利定律，则minY1 Xm 2增加传质推动巾提高压力提高吸收效率的途径T|增加液气比减小传质阻力已采用新型填料改变操作条件增加吸收剂用量，操作线斜率增大，操作线向远离平衡线的方向偏移，吸收过程推动力增大，
33、设备费用减少。四、填料层高度计算气液相平衡、传质速率和物料衡算相结合取微元物料衡算求得填料层高度。填料层高度=传质单元高度X传质单元数即 Z = H OG X NOG = H OL X NOL = H G X Ng =气 x %nog 气相总传质单元数（气体流经一段填料后其组成变化等于该段填料的总的平均推动力则为一个传质单 元）hog 气相总传质单元高度（一个传质单元所对应的填料高度）1. 平均推动力法（适合平衡线为直线）：Z = HOG X NOG = KV Q壬mYm对数平均推动力AYAY、=/ AY 2lnrAY22. 脱吸因数法（平衡线为直线）：N =ln（1- S） YY* + S
34、OG 1 sY Y*S脱吸因数，平衡线与操作线斜率之比（mV/L），反映吸收推动力的大小。S增大，液气比减小，吸收推动力变小，、增大气体吸收中，表示设备（填料）效能高低的一个量是传质单元高度，表示传质任务难易程度的一个量是传质单元 数。干燥-基本概念和基本原理同一物料，如恒速段的干燥速率增加，则临界含水量增大，物料平衡水分随温度升高而减小。不饱和湿空气当温度升高时，湿球温度升高，绝对湿度不变，相对湿度降低，露点不变，比容增大，焓增大。区除可除水分与不可除水分的分界点是平衡湿含量。恒定干燥条件下的干燥速率曲线一般包括恒速干燥阶段（包括预热段）和降速干燥阶段，其中两干燥阶段的交点 对应的物料含水量称为临界含水量。恒速干燥阶段也称为表面汽化控制阶段，降速阶段也称为内部迁移控制阶段。不饱和空气：ttas （或tw）td.饱和
