《化工原理》公式总结.doc

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1、精选优质文档-倾情为你奉上第一章 流体流动与输送机械1. 流体静力学基本方程：2. 双液位U型压差计的指示: )3. 伯努力方程：4. 实际流体机械能衡算方程：+5. 雷诺数：6. 范宁公式：7. 哈根-泊谡叶方程： 8. 局部阻力计算：流道突然扩大：流产突然缩小：9. 混合液体密度的计算：液体混合物中个组分得密度， 10. Kg/m3,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11. 体积流量和质量流量的关系：ws=vs m3/s kg/s 整个管横截面上的平均流速： A-与流动方向垂直管道的横截面积，m2 流量与流速的关系： 质量流量：

2、G的单位为：kg/(m2.s)12. 一般圆形管道内径：13. 管内定态流动的连续性方程：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及流体的密度而变化。对于不可压缩流体的连续性方程：体积流量一定时流速与管径的平方成反比：14.牛顿黏性定律表达式： 为液体的黏度1Pa.s=1000cP15平板上边界层的厚度可用下式进行评估： 对于滞留边界层 湍流边界层 式中Rex为以距平板前缘距离x作为几何尺寸的雷诺数，即，us为主流区的流 速 16 对于滞流流动，稳定段长度x。与圆管直径d及雷诺数Re的关系： 式中。17. 流体在光滑管中做湍流流动，滞留内层厚度可用下式估算，即

3、： 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umax的比值不同而引起的。当时，系数为61.5.18. 湍流时，在不同的Re值 范围内，对不同的管材，的表达式不相同：光滑管：A：柏拉修斯公式： 适用范围Re=3000B:顾毓珍等公式： 适用范围 Re=30001*106粗糙管A:柯尔不鲁克公式： 上式适用于B：尼库拉则与卡门公式： 上式适用于19.rH 水力半径的定义是流体在管道里的流通截面A与润湿边长之比，即; 对于圆形管子 d=4rH20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，则管路的总能量损失为： hf的

4、单位J/kg21. 测速管又称皮托管 ur-流体在测量点处的局部流速。 h-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=0.98122. 孔板流量计 式中的（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 C0查图获得一般在0.60.723. 文丘里流量计 Cv-流量系数 实验测定或从仪表手册中查的 A0-喉管的截面积，m224.转子流量计 AR-转子与玻璃管的环形截面积 CR转子流量计的流量系数 Vf 、Af 、f 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v

5、、机械m、水力h损失 总效率：=vmh轴功率： N-轴功率，w Ne-有效功率，w Q-流量，m3/s H-压头，m若离心泵的轴功率用kw来计量：26. 离心泵转速的影响： Q1、H1、N1-转速为n1时泵的性能 Q2、H2、N2-转速为n2时泵的性能27. 离心泵叶轮直径的影响： 、-=叶轮直径为时泵的性能 、-=叶轮直径为时泵的性能28. 离心泵的气蚀余量,m： pv-操作温度下液体的饱和蒸汽压,pa29. 临界气蚀余量，m： 1-k 截面30. 离心泵的允许吸上真空度，m液柱： pa-大气压强，pa p1-泵吸入口处允许的最低绝对压强，pa测定允许吸上真空度实验是在大气压为98.1Kpa

6、(10mH2O)下，用20清水为介质进行的。其他条件需进行换算，即Hs-操作条件下输送液体时的允许吸上真空度，m液柱-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，mH2OHa-泵安装地区的大气压强，mH2O，其值随海拔高度的不同而异Pv-操作温度下液体的饱和蒸汽压，Pa10-实验条件下大气压强，mH2O0.24-20下水的饱和蒸汽压，mH2O1000-实验温度下水的密度，Kg/m3-操作温度下液体的密度，kg/m331. 离心泵的允许吸上真空度与气蚀余量的关系为：32. 离心泵的允许安装（吸上）高度： Hg-泵的允许安装高度，m； Hf，0-1-液体流经吸入管路的压头损失，m

7、； P1-泵入口处允许的最低压强，pa若贮槽上方与大气相通，则p0即为大气压强pa,上式可表示为：若已知离心泵的必须气蚀余量则：若已知离心泵的允许吸上真空度则：离心泵的实际安装高度应比允许安装高度低0.51m33. 离心泵的流量调节方法：A：改变阀门的开度；B：改变泵的转速 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第二章 非均相物系分离1. 恒压过滤 对于一定的悬浮液，若、r及v皆可视为常数，则令 k-表征过滤物料特性的常数，m4/(N*s)恒压过滤方程- -过滤时间，s； K-过滤常熟，m2/s q-介质常数，m3/m2当过滤介质阻力可以

8、忽略时，Ve=0，e=0，则恒压过滤方程可简化为：令，则此方程为： 2. 非球形颗粒当量直径的计算 de-体积当量直径，m Vp-非球形颗粒的实际体积，m33. 形状系数又称球形度，他表征颗粒的形状与球形的差异情况。 -颗粒的形状系数或球形度 S-与该颗粒体积相等的圆球的表面积，m2 Sp-颗粒的表面积，m24. 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、比表面积： 5. 等速阶段中颗粒相对于流体的运动速度ut称为沉降速度。 -阻力系数 ut-颗粒的自由沉降速度，m/s d-颗粒直径，m , s-分别为流体和颗粒的密度，kg/m36.滞流区或斯托克斯定律区（10-

9、4Ret1） 其中 -流体的黏度，pa.s 过渡区或艾伦定律区（1Ret103） 湍流区或牛顿定律区（103Ret10000,0.7Pr60。若小于60，可将算得的乘以(1+（di/L）0.7)进行校正特征尺寸 Nu、Re数中的取为管内径di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;令 （考虑热流方向的校正项） 则应用范围 Re10000,0.7Pr60特征尺寸 取为管内径di定性温度 除w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 应用范围 Re2300, 0.6Pr10特征尺寸 管内径di定性温度 除w取壁温外，均

10、取为流体进、出口温度的算术平均值。 流体在圆形直管中作过渡流:当Re=230010000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正系数，即得到过渡流下的对流传热系数。流体在弯管内作强制对流：a-弯管中的对流传热系数，W/(m2*) a-直管中的对流传热系数，W/(m2*) R-弯管轴的弯曲半径，m流体在非圆形管中作强制对流：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，在套管换热器环形截面内传热当量直径为： d1、d2-套管换热器外、内径，m套管环隙，用水和空气进行实验，可得a关联式为：应用范围 Re=12000,特征尺寸 流动当量直径de定性温度 流体

11、进、出温度的算术平均值。10. 热平衡方程：无相变时：，若为饱和蒸气冷凝：Q-热换器的热负荷，kJ/h或W； W-流体的质量流量，kg/h cp-流体的平均比热容，kJ/(kg*)；t、T-冷热流体的温度，； Ts-冷凝液的饱和温度，c,h分别表示冷流体和热流体，下标1、2表示换热器的进口和出口11. 总传热系数： Ki、Ko、Km-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/(m2*)b-管壁的厚度，m； -管壁材料的导热系数，W/(m*)； dm-平均直径，mi、o、m-换热器内侧、外侧流体及平均对流传热系数，W/(m2*)12. 考虑热阻的总传热系数方程：Rso、Rs

12、i-管壁外内侧表面上的污垢热阻13. 恒温传热时的平均温度差总传热速率方程：变温传热时的平均温度差总传热速率方程：14. 两流体在换热器中逆流不发生相变的计算方程：15. 两流体在换热器中并流不发生相变的计算方程：16. 两流体在换热器中以饱和蒸气加热冷流体的计算方程：17. 有机化合物水溶液的导热系数的估算式： 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： 常压下气体混合物的导热系数可用下式估算： y-气体混合物中组分的摩尔分数 M-组分的more质量，kg/kmol 18. 保温层的最大临界直径： -对流传热系数，w/(m2*) -保温材料的 导热系数，w/(m*) 19.

13、 若传热面为平壁或薄管壁时，di、do、dm相等或近似相等， 则 在忽略管壁热阻和污垢热阻，则 20. 总传热系数K不为常数时的传热计算：21. 若K随温度呈线性变化时，使用下式计算：K1、K2-分别为换热器两端处局部总传热系数，w/(m2*) ；t1、t2-分别为换热器两端处的两流体的温度差，；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，则对每一段的总传热速率方程可写为： 或式中n为分段数，下标j为任一段的序号。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： 或 22. 流体在管束外强制垂直流动管子的排列方方式分为正三角形、

14、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： （正三角形、转角正方形） （转角正三角形、正方形）应用范围 Re3000特征尺寸 管外径do，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：A:多诺呼法 或应用范围 Re=320000特征尺寸 管外径do，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w取壁温外，均取为流体进、出口温度的算术平均值。B: 凯恩法 或应用范围 Re=2000特征尺寸 当量直径de定性温度 除

15、w取壁温外，均取为流体进、出口温度的算术平均值。uo是根据流体流过管间最大截面积A计算的，即h-两挡板间的距离，m; D-换热器外壳内径，m若管子为正方形排列，则若管子为正三角排列，则t-相邻两管之中心距，m; do-管外径，m 24. 自然对流 Nu=c(GrPr)n c、n由实验测出，见课本上 p24725. 计算蒸汽在垂直管外或平板测冷凝时a的努塞尔特理论公式： 修正后 特征尺寸 取垂直管或板的高度。 定性温度 蒸汽冷凝热r取饱和温度ts下的值，其余物性取液膜平均温度下的值。L-垂直管或板的高度，m； -冷凝液的导热系数，w/(m.)-冷凝液的密度，kg/m3 -冷凝液的黏度，kg/(m

16、.s)r-饱和蒸汽的冷凝热，kJ/Kg t-饱和蒸汽的温度ts和壁面温度tw之差，若为斜壁; -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： 定性尺寸 管外径do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若膜层为湍流（Re1800)时，可用巴杰尔关联式计算，即若蒸汽在水平管束外冷凝，凯恩推荐用下式计算：n-水平管束在垂直列上的管束对于管壳式换热器，各列管子在垂直方向的排数为n1、n2、n3.nZ,则平均的管排数可按下式估算，即：25. 壁温的估算：首先在ti 和to之间假设壁温tw值，用以计算两流体的对流传热

17、系数ai和ao；然后核算所设tw是否正确。核算的方法是：根据算出的ai、ao及污垢热阻，用下列近似关系核算: 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1. 单效蒸发计算蒸发水量的计算： 水的蒸发量：W-单位时间内蒸出的水分质量，即蒸发量，kg/hF-原料液流量，kg/hx0、x1-分别为原料液及完成液中溶质的质量分数2. 完成时的溶液浓度：3. 单位蒸气消耗量：，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。e-蒸发1kg水分时，加热蒸汽的消耗量，称为单位蒸汽耗量，kg/kg4. 传热面积：，So-蒸发器

18、的传热外表面积，m2; Ko-基于外表面积的总传热系数，kW/(m2*)-平均温度差，若加热蒸汽的冷凝水在饱和温度下排出，且忽略热损失，则蒸发器的热负荷为：，T为加热蒸气的温度，； t1为操作条件下的溶液沸点，。5. 蒸发器的生产能力：6. 蒸发器的生产强度（蒸发强度）：7. 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：-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，f-校正系数，无量纲。其经验计算式为：-操作压强下二次蒸汽的温度，；-操作压强下二次蒸汽的汽化热，k

19、J/kg9. 因加热管内液柱静压强而引起的温度差损失计算式往往以液层中部的平均压强pm及相应的沸点tpm为准，中部压强为：Pm-液层中部的平均压强，pa; -液面压强，即二次蒸汽的压强，pa;-液体密度，kg/m3； -液层深度，m温差损失为：tpm-与平均压强pm相对应的纯水的沸点，-与二次蒸汽压强相对应的纯水的沸点，即二次蒸汽温度，10. 由于管路中流动阻力而引起的温度差损失11. 一般根据实践经验取效间（指多效）的为1，多效系统中末效或单效蒸发器至冷凝器的为11.512. 溶液的总温差损失为各种温差损失之和; 溶液的沸点为：有效温差为： 或t-溶液的沸点， T-加热蒸汽的温度， -有效温

20、差，-二次蒸汽的温度， -冷凝器中二次蒸汽的温度，13. 加热蒸汽消耗量A:溶液浓缩热不可忽略时：D-加热蒸汽的消耗量，kg/h H-加热蒸汽的焓，kJ/kgh0-原料液的焓，kJ/kg -二次蒸汽的焓，kJ/kgh1-完成液的焓，kJ/kg hw-冷凝水的焓，kJ/kgQL-热损失，kJ/h若加热蒸汽的冷凝液在蒸汽的饱和温度下排除，则H-hw=r r-加热蒸汽的汽化热，kJ/kgB:溶液的浓缩热可以忽略时：计算溶液的比热容的经验式;Cp-溶液的比热容，kJ/(kg*)； cpw-纯水的比热容，kJ/(kg*)cpB-溶质的比热容，kJ/(kg*) r-加热蒸汽的汽化热，kJ/kg -二次蒸汽

21、的汽化热，kJ/kg若原料液预热至沸点在进入蒸发器，且忽略热损失，上式可简化为：14.基于传热外表面积的总传热系数Koa-对流传热系数，w/(m2*)； d-管径，m; Rs-垢层热阻，m2*/Wb-管壁厚度，m; -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. 多效蒸发物料衡算： 而对于任一效i作溶质的衡算 i2对并联加料的多效蒸发，可按下式估算：双效 W1:W2=1:1.1三效 W1:W2:W3=1:1.1:1.2第六章 蒸馏1. 相律： F-自由度数 C-独立组分数； -相数 2-只考虑温度和压强2. 质量分数和摩尔分数间的换算关系为：3. 乌拉

22、尔定律：，P-溶液上方组分的平衡分压，pa； p0-在溶液温度下纯组分的饱和蒸汽压，pa4. 道尔顿分定律：双组分理想体系气液平衡时，系统总压、组分分压与组成关系：，5. 泡点方程：，露点方程：6. 纯组分的饱和蒸汽压p0和温度t的关系 安托因方程;7. 挥发度：， 对于理想溶液，因符合拉乌尔定律，则有 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a表示: ，或 9. 气液平衡方程：10. 非理想溶液的平衡分压可用修正的拉乌尔定律表示，即： -组分的活性系数当总压不高时，气相为理想气体，则平衡气相组成为：11. 全塔物料衡算：，F、D、W-分别为原料液、气

23、相与液相产品流量，kmol/hxF、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（平衡蒸馏中气液相组成的关系式）q-液化分率热量衡算，若加热器的热损失可忽略，则 Q-加热器的热负荷，kJ/h或kW; F-原料液流量，kmol/h或kmol/scp-原料液平均比热容，kJ/(kmol.)； tF-原料液的温度，T-通过加热器后原料液的温度，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 te-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 12. 全塔物料衡算 塔顶易挥发组分回收率=塔底难挥

24、发组分的回收率=13. 馏出液采出率：14. 釜液采出率：15. 精馏段操作线方程：，令（回流比），则16. 提馏段操作线方程： 总物料衡算：，易挥发组分的物料衡算：即-提馏段第m层板下降液体中易挥发组分的摩尔分数-提馏段第m+1层板上升蒸汽中易挥发组分的摩尔分数q-进料热状况参数 则提馏段操作线方程：17. q线方程（进料方程）：进料热状况进料的焓IFq值冷液体IF1+饱和液体IF=IL1气液混合物ILIFIV0qIV0+18. 芬斯克方程：、Nmin-全回流时最少理论板层数（不包括再沸器）am-全塔平均相对挥发度，当a变化不大时，可取塔顶的和塔底的a的几何平均值19. 简单蒸馏 若蒸馏的溶

25、液为理想溶液，则 a-相对挥发度若x-y的平衡关系为直线，y=mx+b则 20.逐板计算法 若塔顶采用全凝器 则y1=xD=已知值 可由y1用气液平衡方程求得x1.。然后用精馏段方程 求得y2，直到计算到xnxF（仅指饱和液体进料情况）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）提馏段 ，故可用提馏段操作线方程求，即 然后利用平衡方程求，直到为止。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）。21. 直接蒸汽加热理论板数的求法精馏段和q线没啥区别。对提馏段进行修正V0-直接加热蒸汽的流量，kmol/h； y0-加热蒸汽中易挥发组分的

26、摩尔分数，一般y0=022. 全回流时的回流比： 23. 最小回流比的计算A：作图法 读q线与平衡线的交点（xq、yq) B： 解析法 饱和液体进料时，xq=xF,故饱和蒸汽进料时，yq=yF,故通常，操作回流比可取为最小回流比的1.12倍，即 R=(1.12）Rmin吉利兰图求理论板层数 见课本 下 p3724. 单板效率（默弗里效率）EM 通常由实验测定EMV-气相默弗里效率； EML-液相默弗里效率；-与xn成平衡的气相组成，摩尔分数 -与yn成平衡的液相组成，摩尔分数全塔效率 E-全塔效率，%； NT-理论板层数； Np-实际板层数25. 精馏塔塔径计算D-精馏塔内径，m; u-空塔速

27、度，m/s； Vs-塔内上升蒸汽的体积流量，m3/s精馏段Vs的计算 若精馏塔操作压强较低时，气体可视为理想气体混合物，则V-精馏段千摩尔流量，kmol/h v-在精馏段平均压强和温度下的气相密度，kg/m3Mm-平均摩尔质量，kg/kmol ；T、T0-分别为操作的平均温度和标准状况下热力学温度，KP、P0-分别为操作的平均压强和标准状况下的压强，pa26. 冷凝器的热负荷Qc-全凝器的热负荷，kJ/h； IVD-塔顶上升蒸汽的焓，kJ/kmolILD-塔顶馏出液的焓，kJ/kmol冷却介质消耗量可按下式计算 Wc-冷却介质消耗量，kg/h； cpc-冷却介质的比热容，kJ/(kg*）t1、

28、t2-分别为冷却介质在冷凝器的进出口处的温度，27. 再沸器的热负荷 若近似取ILW=ILm,且因V=L-W，则QB-再沸器的热负荷，kJ/h； QL-再沸器的热损失，kJ/h;IVW-再沸器中上升蒸汽的焓，kJ/kmol； ILW-釜残液的焓，kJ/kmolILm-提馏段底层塔板下降液体的焓，kJ/kmol；加热介质消耗量可用下式计算：、Wh-加热介质消耗量，kg/h；IB1、IB2-分别为加热介质进出再沸器的焓，kJ/kg若用饱和蒸汽加热，且冷凝液在饱和温度下排出，则加热蒸汽的消耗量可按下式计算： r-加热蒸汽的汽化热，kJ/kg第七章 干燥1. 湿度：H-湿空气的湿度，kg/kg（水汽/

29、绝干气）； M-摩尔质量，kg/kmoln-物质的量，kmol 下标v表示水蒸气、g表示绝干气对水蒸汽-空气系统，上式可写为 常压下湿空气可视为理想混合气体： p-水汽的分压，pa或kpa； P-总压，pa或kpa2. 相对湿度：p-湿空气中水汽的分压，pa； ps-同温度下水的饱和蒸汽压，pa湿空气的H与之间的关系： P-总压，pa3. 湿比热容：，在0120时， 4. 湿空气焓：，具体表达式为：5. 湿容积：1kg绝干空气体积和相应水汽体积之和称为湿空气的比容。6. 比热容（湿热）cH:湿空气中1kg绝干空气及相应水汽的温度升高（或降低）1所需要（或放出）的热量。 cH-湿空气的比热容，k

30、J/(kg*)cg-绝干空气的比热容，kJ/(kg*); cv-水汽的比热容，kJ/(kg*)常压和0200范围内，可近似地视cg及cv为常数，其值为：代入上式得：7. 湿空气的焓I：湿空气1kg绝干空气的焓与相应水汽的焓之和。 I-湿空气的焓，kJ/kg，kg指绝干气； Ig-绝干空气的焓，kJ/kg； Iv-水汽的焓，kJ/kg根据焓的定义，对温度t，湿度H的湿空气可写出焓的计算式为-0时水的汽化热， 故上式可写为：8. 干球温度t是空气的真实温度，可用普通温度计测出。 湿球温度tw可用湿球温度计测量。 a-空气向湿棉布的对流传热系数， -湿球温度下空气的饱和湿度，kg/kg-湿球温度下水

31、汽的汽化热，kJ/kg -以温度差为推动力的传质系数，9. 绝热饱和冷却温度：若两相有足够长的接触时间，最终空气为水汽所饱和，而温度降到与循环水温相同，这种过程称为湿空气的绝热饱和冷却过程或等焓过程，达到稳定状态下的温度称为初始湿空气的绝热饱和冷却温度，简称绝热饱和温度，以表示，与之相应的湿度称为绝热饱和温度，以表示。 -0水的汽化热，kJ/kg对于水蒸气-空气系统，10. 露点温度td(此时=1）：，即-湿空气在露点下的饱和湿度，kg/kg； -露点下水的饱和蒸汽压，pa11. 对水蒸汽-空气系统，干球温度、绝热饱和温度（即湿球温度）及露点三者之间的关系为：不饱和空气 饱和空气 12. 湿基含水量w:水分在湿物料中的质量百分数，即干基含水量X: X-湿物料的干基含水量，kg/kg两浓度之间的关系：13干燥系统的物料衡算A:水分蒸发量 L-单位时间内消耗的绝干空气质量流量，kg/s；W-单位时间内水分的蒸发量，kg/sH1、H2-分别为湿空气进、出干燥器的湿度，kg/kg；G-单位时间内绝干物料的流量，kg/sX1、X2-分别为湿物料进、出干燥器时的干基含水量，kg/kg；G1、G2-分别为进、出干燥器的湿物料质量流量，kg/sB:空气消耗量L -每蒸发1kg水分消耗的绝干空气的数量，称为单位