第一章 流体流动
1. 牛顿粘性定律：τ=μdudy
2. 静力学基本方程：pρ+gz=常数
3. p=ρgz+p
4. 流速与流量的关系：u=qvA qm=qv∙ρ=uAρ G=qmA=ρ∙u
5. 连续性方程：ρ1u1A1=ρ2u21A2 对于不可压缩流体：u1u2=A2A1=(d2d1)2
6. 伯努力方程：
gz+pρ+u22=常数(J/Kg) z+pρg+u22g=常数(J/N)
ρgz+p+ρu22=常数(J/m3)
7. 雷诺数 平板：Re=xuρμ 直圆管：Re=duρμ
8. 圆管层流的速度分布
τ=-μdudr u=pf1-pf24μl(R2-r2) umax=pf1-pf24μlR2 uumax=12
9. 圆管湍流的速度分布
u=umax1-rRn(n通常取1/7) u=0.8umax
10. 动能校正系数 u22=α∙u2/2 α=1u3AAu3dA 注：α≥1
层流时：α=2 湍流时：α=1
11. 圆管湍流时的平均速度：
12. 哈根—泊谡叶方程：∆pf=32μlud2
13. 阻力损失 hf=λldu22 其中层流时：λ=64Re 湍流时：查图
14. 非圆形直管的当量直径 de=4管道截面积浸润周边=4AΠ
15. 常用局部阻力损失
标准弯头
45
ζ=0.35
90
ζ=0.75
突然扩大
ζ=1-A1/A22
hf=λu12/2
突然缩小
ζ=0.5(1-A2/A1)
hf=λu22/2
流入大容器的出口
ζ=1(用管中流速)
入管口
ζ=0.5
16. 局部阻力损失hf=λu2/2 hf=λledu22
17. 伯努力方程（机械能衡算）gz1+p1ρ+u122+hf=gz2+p2ρ+u222+he
18. 流速和流量的测定
皮托管：uA=2R(ρi-ρ)gρ 孔板流量计：qv=C0A02R(ρi-ρ)gρ
文丘里流量计：qv=CvA02g(p1-p0)/ρ
转子流量计：p1-p2=ρf-ρVfgρAf qv=CRA02Vfρf-ρgρAf
转子流量计的刻度换算：qv,Bqv,A=ρAρf-ρBρBρf-ρA qm,Bqm,A=ρBρf-ρBρAρf-ρA
第二章 流体流动机械
1. 离心泵的功率 Pe=ρgqvHe
2. 离心泵的轴功率 Pa=Peη=ρgqvHeη
3. 影响因素： 密度：ρ↑ ⟹qv不变,He不变,η基本不变，Pa变大
粘度：μ↑ ⟹qv减小,He减小,η减小，Pa变大
转速：qv1qv2=n1n2;He1He2=n1n22;Pa1Pa2=n1n23
叶轮直径：qv1qv2=D1D2;He1He2=D1D22;Pa1Pa2=D1D23
4. 汽蚀余量：NPSH=p1ρg+u122g-pv1ρg
5. 最大安装高度：Hg=p0-pVρg-hf-NPSHr+0.5
第三章 液体的搅拌
1. 功率特征常数：K=Pρn3d5
2. 搅拌雷诺数：ReM=dend2μ
3. qv∝nd3 H∝n2d2 qvH∝dn qvH∝d83 qvH∝n-85
4. 搅拌器的放大
原则：几何相似（Re）、运动相似（Fr）、动力相似（We）、热相似
.Re nd2 . Fr n2d . We n2d3
.叶片端线速度 nd .Pv n3d2 .qvH dn
第四章 流体通过颗粒层的流动
1. 床层空隙率：ε=床层体积-颗粒所占的体积床层体积
2. 床层比表面积：aB=a1-ε
3. 床层当量直径：de=4床层流动空间细管的全部内表面=4εaB=4εa1-ε
4. 床层压降：∆pfL≈∆pL
5. 床层雷诺数：Re=deu1ρ4μ=ρua1-εμ
6. Re<2康采尼方程：∆pL=Ka21-ε2ε3μ∙u
7. (Re’=0.17~420)欧根方程：∆pL=1501-ε2ε3dp2μ∙u+1.751-εε3dpρu2
当Re’<3时，等式右方第二项可以略去
当Re’>100时，右方第一项可以略去
8. 过滤速度：u=dvAdτ=dqdτ
9. 滤饼厚度：L=ϕ1-ε-ϕ∙q 其中体积分数ϕ=w/ρpwρp+1-ερ
10. 过滤速度：dqdτ=Δpfrϕμq 令K=2Δpfrϕμ 过滤速率=过程推动力过程的阻力
11. 过滤基本方程：dqdτ=K2q+qe dqdτ=KA22V+Ve，其中Ve=Aqe
12. 恒速过滤：q2+qqe=K2∙τ
13. 恒压过滤：q2+qqe=K∙τ
14. 先恒速后恒压：q2-q12+2qeq-q1=Kτ-τ1
15. 洗涤时间：τw=qwdqdτw
16. 板框压滤机的洗涤时间：τw=8V+VeVwKA2
17. 间歇式过滤机的生产能力：τ=τ+τw+τD Q=Vτ
18. 回转真空过滤机：τ=φn Q=KA2φ∙n
第五章 颗粒的沉降与流态化
1. Rep=dpuρμ
2. Rep<2 (Stocks区) ζ=24Rep
2
104 .0.730~40
3. 圆形直管内强制层流的给热系数（无相变）
Nu=1.86RePrd/l13μμw0.14
4. 圆形直管内强制过渡流的给热系数（无相变）
f=1.0-6105/Re0.8
5. 圆形直管外强制对流的给热系数（无相变）
平行于管束——水力学直径
垂直于管束——Nu=CϵRenPr0.4
有折流板——Nu=0.36Re0.55Pr1/3(μ/μw)0.14
6. 自然对流
大容积 Nu=C(Pr∙Gr)n
7. 蒸汽冷凝
垂直管外(板) 层流：α=1.13ρ2grλ3μLΔt1/4
湍流：α=0.0077ρ2grλ3μ213Re0.4=0.0077ρ2grλ3μ21/34lαΔtrμ0.4
水平管外 α=0.725ρ2grλ3n2/3μd0Δt1/4
8. 液体沸腾
大容积 α=0.123Δtmpn
三、 辐射传热
1. 四次方定律 Eb=C0T1004
2.
Q1-2=C1-2∙φ1-2∙A1T11004-T21004
1.
极大的两平面
φ1-2=1
C1-2=C0/1ϵ1+1ϵ2-1
2.
面积有限的两相同平面
φ1-2<1,查图
C1-2=ε1∙ϵ2∙C0
3.
很大的2包住1
φ1-2=1
C1-2=ε1∙C0
4.
物体2刚好被1包住（A1=A2）
φ1-2=1
C1-2=C0/1ϵ1+1ϵ2-1
5.
介于3、4之间
φ1-2=1
C1-2=C0/1ϵ1+A1A2∙1ϵ2-1
四、 换热器
1. 总传热速率方程
dQ=KTh-TcdA=K∆TdA Q=KA∆Tm=∆Tm1KA=∆TmR
Q=KiAi∆Tm=KoAo∆Tm=KmAm∆Tm
2. 热量衡算
dQ=-WhdHh=WcdHc Q=-Wh(Hh1-Hh2)=Wc(Hc2-Hc1)
若换热器中无相变
dQ=-WhCp,hdTh=WcCp,cdTc Q=WhCp,h(Th1-Th2)=WcCp,c(Tc2-Tc1)
若换热器中有相变
dQ=Whr=WcCp,cTc2-Tc1 Q=Whr+Cp,hTs-Th2
=WcCp,c(Tc2-Tc1)
若换热器有热损失
Q=WhHh1-Hh2-Qh
=Wc(Hc2-Hc1)+Qc
3. 传热系数：K=1doαidi+Rsidodi+δλdodm+Rso+1αo
4. 传热平均温差
恒温传热（换热器中间壁两侧的流体均存在相变）∆Tm=∆T
变温传热（间壁传热过程中有一侧流体无相变或两侧均无相变）
∆Tm=∆T2-∆T1ln∆T2∆T1 (逆流和并流) ∆Tm=φ∆T∆Tm (错流和折流)
5. 传热单元数
传热效率：ε=实际传热量Q最大可能的传热量Qmax
热流体为最小值流体（Wh∙Cp,h最小）
ε=T1-T2T1-t1 CR=CminCmax=WhCp,hWcCp,c NTU=K∙ACmin=K∙AWh∙Cp,h
逆流时：ε=1-exp-NTU1-CR1-CR∙exp-NTU1-CR
并流时：ε=1-exp-NTU1+CR1+CR
对于一组串联的换热器：NTU=K1∙A1+K2∙A2+…W∙Cpmin
第七章 蒸发
1. W=F1-ω0ω
2. Dr0=FC0t-t0+Wr+Q损
3. Q=Dr0=KAT-t
4. ∆=∆+∆+∆
∆——由于溶质的存在引起的沸点升高
∆——由于液住压力引起的沸点升高
∆——由于管路流动阻力引起的沸点升高
5. ∆t=T-t0-∆
黑公网安备:91230400333293403D