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化工原理计算题

化工原理试卷(计算题)

班级姓名分数

一、计算题( 共43题320分)

1. 5 分(2823)

如图,用泵将15 ℃的水从水池送至

一敞口储槽中。储槽水面与水池液面相距

10 m,水面高度均保持不变。输水管内径

为68 mm,管道阻力造成的总能量损失为

20 J·kg-1,试问泵需给每千克的水提供多

少能量?

2. 10 分(3758)

一单程列管换热器, 平均传热面积A为200 m2。310 ℃的某气体流过壳程,被加热到445 ℃, 另一种580 ℃的气体作为加热介质流过管程, 冷热气体呈逆流流动。冷热气体质量流量分别为8000 kg·h-1和5000 kg·h-1, 平均比定压热容均为1.05 kJ·kg-1·K-1。如果换热器的热损失按壳程实际获得热量的10%计算, 试求该换热器的总传热系数。

3. 5 分(2466)

已知20℃水在φ109 mm×4.5 mm的导管中作连续定

态流动(如图所示),流速为 3.0 m·s-1。液面上方的压强

p=100 kPa。液面至导管中心的距离为4 m,求A点的表压

强为多少千帕?(20℃水的密度ρ=1000 kg·m-3)。

4. 10 分(3711)

在一列管式换热器中进行冷、热流体的热交换, 并采用

逆流操作。热流体的进、出口温度分别为120 ℃和70 ℃,

冷流体的进、出口温度分别为20 ℃和60 ℃。该换热器使用一段时间后,由于污垢热阻的影响,热流体的出口温度上升至80 ℃。设冷、热流体的流量、进出口温度及物性均保持不变,试求:污垢层热阻占原总热阻的百分比?

5. 10 分(4951)

某连续精馏塔在常压下分离甲醇水溶液。原料以泡点温度进塔,已知操作线方程如下:精馏段:y n +1=0.630 x n+0.361

提馏段:y m +1=1.805 x m-0.00966

试求该塔的回流比及进料液、馏出液与残液的组成。

6. 5 分(2190)

精馏塔底部用蛇管加热液体的饱和水蒸气压强为

1.093×105 Pa,液体的密度为950 kg·m-3,如图采用∏

型管出料,塔底液面高度H保持1 m。∏形管顶部与塔

内水蒸气空间有一根细管连通。为防止塔内水蒸气由连

通管逸出,问∏形管出口处液封高度h至少应为多少

米?(外界大气压强为1.013×105 Pa)。

7. 10 分(3708)

在某套管式换热器中用水冷却热油, 并采用逆流方式。水的进出口温度分别为20 ℃和60 ℃;油的进出口温度分别为120 ℃和70℃。如果用该换热器进行并流方式操作,并设油和水的流量、进口温度和物性均不变,问传热速率比原来降低百分之几?

8. 10 分(4547)

由矿石焙烧炉送出来的气体冷却到20 ℃后,再送入逆流操作的填料吸收塔中,用清水洗涤以除去其中的SO2。已知,在平均操作压强为101.3 kPa下,气、液两相的平衡关系式为Y*=30 X。在操作条件下,每小时进塔的炉气体积为1000 m3,其中含SO2的体积分数为0.090,其余为惰性气体。若要求SO2的回收率为90%,吸收剂用量为最小用量的1.2倍,试计算:

(1) 吸收剂的质量流量;

(2) 溶液出口浓度;

(3) 实际操作液气比。

9. 5 分(2465)

如图所示,用串联两支水银压差计测蒸气锅

炉上方的蒸气压。压力计与锅炉连接管内充满水,

两U形管间是空气。已知:R1=1.10 m,R2=1.20 m,

h1=3.0 m,h2=1.20 m,h3=1.10 m,试求锅炉内的

蒸气表压强。

*. 5 分(3733)

设有一个热交换器, 利用热的重油预热石油。已知: 重油的流量为每小时4吨, 进、出口温度分别为300 ℃与180 ℃, 重油在300 ℃及180 ℃时的焓分别为6.9 ×105J·kg-1及3.8 ×105 J·kg-1。石油的流量为每小时6吨, 进、出口温度分别为80 ℃与170 ℃。逆流操作, 其传热系数为150 W·m-2·K-1。试求:

(1)逆流操作时的平均温度差;

(2)逆流操作时所需的传热面积。

11. 5 分(4530)

用洗油吸收混合气体中的苯,已知混合气体中苯的摩尔分数为0.04,吸收率为80%,平衡关系式为Y*=0.126X,混合气中惰性组分的摩尔流量为1000 kmol·h-1,若喷入吸收塔的洗油中不含苯,洗油用量为最小用量的1.5倍,问洗油用量为多少?

12. 5 分(4935)

今有苯-甲苯的混合液,已知总压强为101.33 kPa,温度为100 ℃时,苯和甲苯的饱和蒸气压分别为176.7 kPa和74.4 kPa。若该混合液可视为理想溶液,试求此条件下该溶液的相对挥发度及气、液相的平衡组成。

13. 5 分(4973)

对苯-甲苯溶液进行连续精馏操作,要求将混合物分离成含苯的质量分数为0.97的馏出液和含苯的质量分数不高于0.02的釜残液。所采用的回流比为3.5,试求精馏段操作线方程式,并说明该操作线的斜率和截距的数值。

14. 5 分(4526)

已知在1.013×105 Pa(绝压)下,100 g水中含氨1.0 g的溶液上方的平衡分压为9.87×102 Pa,试求:

(1) 溶解度常数H;

(2) 亨利常数E;

(3) 相平衡常数m。

(设稀氨水的密度近于水,即为1000 kg·m-3)

15. 5 分(3732)

在某热裂化石油装置中, 所产生的热裂物的温度为300 ℃。今拟设计一个热交换器, 利用此热裂物的热量来预热进入的待热裂化的石油。石油的温度为20 ℃, 需预热至180 ℃, 热裂物的最终温度不得低于200 ℃。试计算热裂物与石油在并流及逆流时的平均温度差。

若需将石油预热到出口温度为250 ℃, 问应采用并流还是逆流? 此种情况下的平均温差为多少?

16. 5 分(3763)

在列管换热器中用水冷却油。冷却水在φ19 mm×2 mm的列管内流动, 并已知列管内冷却水一侧传热膜系数α1=3.50×103 W·m-2·K-1。热油在列管外壳程流动, 列管外热油一侧传热膜系数α2= 2.60×102 W·m-2·K-1。列管内外壁都有污垢, 水侧污垢层的热阻R s,1=3.2×10-4 m2·K·W-1, 油侧污垢层的热阻R s,2=1.08×10-4 m2·K·W-1。管壁的导热系数λ=45.0 W·m-1·K-1。试求:

(1)总传热系数;

(2)污垢层热阻占总热阻的百分率。

17. 10 分(4972)

在一连续精馏塔内分离某双组分混合液,其相对挥发度为2.40。进料中含轻组分的摩尔分数为0.50,泡点进料,操作回流比取最小回流比的1.5倍,塔顶产品中轻组分含量的摩尔分数为0.90,若设想保持操作回流比不变,而只增多塔板数,试问塔顶产品中轻组分的摩尔分数最大可能的极限值为多大?这时塔板数需增大到多大?

18. 10 分(2152)

如图所示,贮槽内水位恒定,距液面6 m深处用一内

径为80 mm的钢质水管与水槽相连,管路上装有一阀门,

距管路入口端3 m处有一压力表,当阀门全开时,压力表

的读数为2.6×104 Pa(表压)。直管的摩擦系数λ=0.03。

管路入口处的局部阻力系数ξ=0.5。试求:阀门阻力引起

的能量损失。

19. 5 分(4968)

有一常压操作的苯-甲苯精馏塔,塔顶为全凝器,在全回流下测得馏出液组成x d=0.95,第二块塔板上升蒸气组成y2=0.916,物系的相对挥发度为2.47,求第一块塔板的塔板效率。20. 5 分(4538)

在某填料吸收塔中,在常温常压下用清水对含SO2的混合气体进行逆流吸收操作。混合气中含SO2的摩尔分数为0.08,其余为惰性气体。已知水的用量比最小用量大65%,若要求每小时从混合气中吸收2.0×103 kg的SO2,问每小时的用水量为多少立方米?

已知在该操作条件下,气相平衡关系式为Y*=26.7X,二氧化硫的摩尔质量为64 kg·kmol-1。

21. 5 分(2803)

温度为20 ℃的水(密度为1000 kg·m-3,粘度为1.0×10-3 Pa·s)流过长10.0 m,内径10.0 mm的导管。已知管中心水的流速为u max=0.09 m·s-1,试求:水通过上述导管引起的压降。

22. 5 分(4546)

已知20 ℃时,SO2水溶液的亨利常数E=3.55×103kPa,试求20 ℃时,与二氧化硫质量分数为0.030的水溶液成平衡的气相中SO2的分压。

23. 5 分(2169)

某实验室为得到稳定的水流,拟设置在室温下使用的高位槽,希望获得2.8 m3·h-1的

体积流量。拟选用φ22mm×3 mm的钢管作导水管,出口通大气。已知室温时水的粘度为

1.00×10-3 Pa·s,密度为1000 kg·m-3。试计算:

(1)水在管内流速和流动时的雷诺数Re;

(2)若不计导水管、水管进口与出口及管件的阻力损失,高位槽水面(可认为水面维持恒定),应高出管子出口多少米就可满足所要求的体积流量。

24. 5 分(2471)

如图所示为A,B,C三个容器。容器上方分别装有测压管或压力计,试由仪表读数计算出三个容器中p A,p B,p C的绝对压强(当时大气压强为0.091 MPa)。

化工原理计算题

25. 10 分(2160)

储油罐中盛有相对密度为0.98的重油,油面最高时离罐底10.4 m,油面上方与大气相通。罐侧壁下部有一个直径为600 mm的人孔,用盖压紧。人孔的中心在罐底以上800 mm。试求人孔盖上所承受的压力。

26. 5 分(2190)

精馏塔底部用蛇管加热液体的饱和水蒸气压强为

1.093×105 Pa,液体的密度为950 kg·m-3,如图采用∏

型管出料,塔底液面高度H保持1 m。∏形管顶部与塔

内水蒸气空间有一根细管连通。为防止塔内水蒸气由连

通管逸出,问∏形管出口处液封高度h至少应为多少

米?(外界大气压强为1.013×105 Pa)。

27. 5 分(2455)

一个测量水流量的转子流量计,转子的密度为1500 kg·m-3。当读数为100时,20℃水的流量为6.00 L·h-1。

(1)如果该转子流量计用来测量20℃丙酮的流量(密度为790kg·m-3),求在读数为100 时的体积流量。

(2)如果该转子流量计用来测量硫酸(密度为1300kg·m-3)的流量,求在读数为100 时的体积流量。

28. 5 分(4503)

在101.3 kPa,25℃下,用清水吸收混合气中的H2S,将其摩尔分数由0.022降至0.001。该系统符合亨利定律y*=545x,若吸收剂用量为理论最小用量的1.3倍,试计算操作液气比和出口液相组成x1。

29. 5 分(2470)

如左图所示的测压装置中被测流体的密度

ρ=1000 kg·m-3,指示液的密度ρR=1590 kg·m-3,

图中R1=100 mm,R2=100 mm,h1=159 mm,h2=200

mm。试计算E点的表压强等于多少帕?

30. 10 分(2824)

如图所示,有一个敞口贮槽,槽内水位

不变,槽底部与内径为100 mm 的放水管连接。管路上装有一个闸阀,距槽出口15 m 处安装一个水银U 形压差计。当阀门关闭时,压差计读数R =640 mm ,h =1520 mm ;阀门部分开启时,压差计读数R =400 mm ,h =1400 mm 。已知:直管摩擦系数λ=0.025,管路入口处局部阻力系数ξ=0.5,试求管路中水的流量为每小时多少立方米?(水银密度为13600 kg ·m -3) 31. 5 分 (2823)

如图,用泵将15 ℃的水从水池送至一敞口储槽中。储槽水面与水池液面相距10 m ,水面高度均保持不变。输水管内径为68 mm ,管道阻力造成的总能量损失为20 J ·kg -1,试问泵需给每千克的水提供多少能量?

32. 10 分 (3710)

如图所示, 某无梯度内循环实验反应器主体的外壁温度最高要达500 ℃。为使外壳单位长度的热损失不大于600 kJ ·h -1, 内层采用保温砖, 外层采用玻璃棉, 保温相邻材料之间接触充分。保温砖和玻璃棉的导热系数分别为1λ=0.14 W ·m -1·K -1和

2λ=0.07 W ·m -1·K -1。玻璃棉的耐热温度为400 ℃,玻璃棉的

外层温度为80 ℃,试求:保温砖最小厚度以及此时相应的玻璃棉

厚度。

33. 10 分 (4551)

在一个填料塔内,用清水吸收氨—空气混合气中的氨。混合气中NH 3的分压为1.44×103 Pa,经处理后降为1.44×102 Pa,入塔混合气体的体积流量为1000 m 3(标准)·h -1。塔内操作条件为20 ℃,1.01×105 Pa 时,该物系的平衡关系式为Y *=2.74 X ,试求: (1) 该操作条件下的最小液气比;

(2) 当吸收剂用量为最小用量的1.5倍时,吸收剂的实际质量流量; (3) 在实际液气比下, 出口溶液中氨的摩尔比(比摩尔分数)。 34. 10 分 (3727)

采用列管式热交换器将苯的饱和蒸气冷凝为同温度的液体(苯的沸点为80.1 ℃)。冷却水的进、出口温度分别为20 ℃和45 ℃, 其质量流量为2800 kg ·h -1, 水的比定压热容为 4.18×103 J · kg -1·K -1。列管为φ19 mm ×2 mm 的钢管19根, 并已知基于管子外表面积的总传热系数为1000 W ·m -2·K -1。试计算: (1)传热速率; (2)列管长度。 35. 10 分 (2187)

为了设备放大,拟用一实验设备模拟工业生产设备中的流体流动过程。已知工业设备中的流体为热空气,其压强为100 kPa ,温度为90℃,流速为2.5 m ·s -1;实验设备的定性尺寸直径为生产设备的

10

1

,试验气体为100 kPa ,20℃的空气。为使两者流动型态相似,求实验室设备中空气的流速应为多少?已知20℃及90℃空气的粘度分别为18.2×10-6 Pa ·s 和21.5×10-6 Pa ·s 。

右图是利用U形管测压计测定管道

两截面AB间的直管阻力造成的能量损

失。若对于同一管道AB由水平变为倾

斜,并保持管长与管内流量不变。请说

出两种情况下的压差计读数R和R′是

否一样?试证明之。(管道中的密度为

ρ;倾斜

ρ,压差计指示液的密度为

R

时B点比A点高h)

37. 10 分(4919)

用连续精馏塔分离含苯的摩尔分数为0.60,甲苯的摩尔分数为0.40的混合液,要求馏出液含苯的摩尔分数为0.96,塔釜残液含苯的摩尔分数为0.04。已知泡点下的液体进料,进料量为100 kmol·h-1。塔釜产生蒸气的摩尔流量为150 kmol·h-1。试问:

(1)馏出液和残液每小时各为多少千克?

(2)塔顶回流比为多大?

(3)精馏段操作线方程具体如何表达?

(苯的摩尔质量为78 kg·kmol-1,甲苯的摩尔质量为92 kg·kmol-1。)

38. 10 分(4943)

由A,B两组分组成的混合液,在101.33 kPa及80 ℃时,A,B组分的饱和蒸气压分别为180.4 kPa和47.3 kPa。试求该物系的气液相平衡方程。

39. 10 分(4911)

用一连续精馏装置,在常压下分离含苯的质量分数为0.31的苯-甲苯溶液。若要求塔顶产品中含苯的质量分数不低于0.98,塔底产品中含甲苯的质量分数不低于0.988,每小时处理量为8716 kg,操作回流比为2.5,试计算:

(1)塔顶及塔底产品的摩尔流量;

(2)精馏段上升蒸气的摩尔流量及回流液的摩尔流量。

40. 10 分(3764)

在一传热面积为300 m2的单程列管换热器中, 300 ℃的原料气流过壳方被加热到430 ℃, 反应后550 ℃的热气体作为加热介质在管方流动。冷热两种气体呈逆流流动, 流量均为1.00×104 kg·h-1, 平均比定压热容均为1.05 kJ·kg-1·K-1。如果换热器的热损失按壳方气体实际获得热量的10%估算, 试求该传热过程的总传热系数。

41. 10 分(2154)

用虹吸管将某液面恒定的敞口高位槽中的液体吸出(如图所

示)。液体的密度ρ=1500 kg·m-3。若虹吸管AB和BC段的全

部能量损失(J·kg-1)可分别按0.5u2和2u2(u为液体在管中的

平均流速)公式计算,试求:虹吸管最高点B处的真空度。

42. 10 分(3760)

某精馏塔的酒精蒸气冷凝器为一列管换热器, 列管是由20

根φ24 mm×2 mm, 长1.5 m的黄铜管组成。管程通冷却水。酒

精的冷凝温度为78 ℃, 气化热为879 kJ·kg-1, 冷却水进口温度为15 ℃, 出口温度为30 ℃。如以管外表面积为基准的总传热系数为1000 W·m-2·K-1, 问此冷凝器能否完成冷凝质量流量为200 kg·h-1的酒精蒸气?

丙烷与理论空气量的125%一起燃烧,反应式为C 3H 8+5O 2—→3CO 2+4H 2O ,若反应进行得完全,每生成100 mol 的烟道气需丙烷和空气各多少摩尔?(空气中氧的摩尔分数为 0.21,其余为氮。)

计算题答案 ( 共43题 320分 )

1. 5 分 (2823)

取水池液面为1—1截面,贮槽水面为2—2截面,并以截面1—1为基准水平面。在截面1—1和2—2间列伯努利方程:

gZ 1+ρ1

p +221u +.W e = gZ 2+ρ2p +2

2

2

u +∑f h

式中:Z 1=0,Z 2=10 m

p 1= p 2=0(表压) u 1= u 2≈0

∑f

h

=20 J ·kg -1

则泵所提供的能量为:

.

W e = gZ 2+

∑f

h

=9.81×10+20=98.1+20=1.2×102 J ·kg -1

2. 10 分 (3758)

(1)求热气体向冷气体传递的热流速率, φ:

已知: 冷气体的进出口温度T 1'

=310 ℃,T 2'

=445 ℃;

冷气体的质量流量q m '=8000kg ·h -1,则冷气体单位时间获得的热量,

φ'=q m 'c p '()''T T 21

-;

冷气体单位时间损失的热量, φl =0.1φ'

;

热气体向冷气体传递的热流速率, φ=φ'+φl =1.1q m '

c p '

()'

'

T T 21-

=1.1×

8000

3600

×1.05×103×(445-310) =3.47×105 W (2)求热气体最终温度, T 2: 由热气体热量衡算可得 φ=q c T T m p ()12-=

5000

3600

×1.05×103×(580-T 2)=3.47×105 W

T 2 =342 ℃

?T T T 112=-='

580-445=135 ℃ ?T T T 221=-'=342-310=32 ℃ ?T m =

-13532

13532

ln =71.6 ℃(即71.6 K ) K =

m

T A ?φ

=

3.47105

×200716?.

=24.2 W ·m -2·K -1。

3. 5 分 (2466)

以槽内液面为截面1—1,容器与出口导管联接处为截面2—2,并以截面2—2为基准面,列伯努利方程:(流体阻力可略而不计)

Z 1+g u 221+g p ρ1= Z 2+g u 22

2+g

p

ρ2

4=g 232+g

p ρ2

4=

81

.910002

?p +0.46

p 2=34.7 kPa(表压)。 4. 10 分 (3711)

由冷、热流体的热量衡算:

)2060()70120('

'-=-p m p m c q c q (无污垢) )20()80120('2''-=-T c q c q p m p m (有污垢)

得:20

60207012080120'2--=--T ,则52'

2=T ℃

无污垢时:≈

?m T 21

(60+50)=55 ℃ 有污垢时:2

1'

≈?m T (68+60)=64 ℃

又:m

m

p m p m T KA T A K c q c q ??=

--='

'')70120()80120(φφ 即:m

m

T K T K ??=

'

'5040, 则6875.064555040'=?=K K 则污垢热阻占原总电阻百分比为:

%45%100)16875.01(%100)1(%100111''

=?-=?-=?-K K K

K K 。 5. 10 分 (4951) (1) 由

1

+R R

=0.630得R =1.70 (2) 由

1

d

+R x =0.361得x d =0.975 (3) 由

F F F L L w

'

'-=1.805可得F F L w '=2.24 ①

F F F x w L w

w '-=0.00966可得x F F w

L w

()'-1=0.00966 ②

将式①代入式②可得:x w =0.0120 (4) 由两操作线方程联立求解交点坐标: y =0.630x f +0.361 y =1.805x f -0.00966 解得:x f =0.315。 6. 5 分 (2190)

已知:ρ=950 kg ·m -3, p v =1.093×105 Pa, p=1.013×105 Pa

为使液封槽中∏形管出口处的气泡不逸出,则该出口处的压强p v ≤ p+ρ×g ×h 用已知数据代入得h ≥0.86 m 7. 10 分 (3708)

(1)逆流时, 120 ℃→70 ℃ 60 ℃←20 ℃

m T ?(逆流)=

85.545060

ln 50

60ln

2

121=-=???-?T T T T ℃ (2)并流时, 120 ℃→T 2 20 ℃→'

2T

m T ?(并流)='

22'112'2'11ln

)

()(T T T T T T T T -----

()()()[]()[]()[]()[]()[]()[]

逆流并流逆流并流逆流并流逆流并流'

'T T T T T T m m ??=??=??=φφ

即:40

20

5012085.54100ln

)

(100'22'22'22-=-=---T T T T T T

解上两式方程得:T 2=75.2 ℃, ='

2T 55.8 ℃

(3)传热速率比原来降低的百分数为:

%5.10%100408.351%100)()(1%100)()(1'

'=????

??-=???

??????-=???????-逆流并流逆流并流T T φφ 8. 10 分 (4547) 气体进塔浓度Y 1=

9

1009

-=0.099

气体出塔浓度Y 2=0.099×(1-0.9)=0.0099 液体进塔浓度x 2=0

惰性气体摩尔流量F B =1000224273

2931009.(.)?-=37.9 kmol ·h -1 与成平衡的液相组成X 1*=Y

130

=0.0033

吸收剂最小用量(F C )min =

F Y Y X X B ()

*1212

--

=

3785009900099000330

.(..)

.?--=1.02×103 kmol ·h -1

(1) 实际吸收剂用量F C =1.2(F C )min =1.23×103 kmol ·h -1

q m,C =1.23×103×18=1.22×104 kg ·h -1 (2) 溶液浓度F B (Y 1-Y 2)=F C (X 1-X 2) X 1=

F Y Y F B C ()12-=379009900099123103

.(..)

.?-?

(3) 液气比B

C F F =123103793

..?=32。

9. 5 分 (2465)

设大气压强为p 0。先确定A ,B ,C ,D 点的压强: p A =R 2ρ(Hg)g + p 0= p B

p C =R 1ρ(Hg)g + p B = p+ρ(H 2O)g(h 1- h 2)

R 1ρ(Hg)g + R 2ρ(Hg)g + p 0= p+ρ(H 2O)g(h 1- h 2)g 由此可得锅炉内表压力:

p- p 0=( R 1+ R 2)ρ(Hg)g -(h 1- h 2)ρ(H 2O)g

=(1.2+1.1)×13600×9.81-(3-1.2)×1000×9.81

=2.89×105 Pa *. 5 分 (3733)

(1)逆流时:300 ℃——→180 ℃ 170 ℃←——80 ℃ 1T ?=130 ℃,2T ?=100 ℃ 2

100

130+=

?m T =115 ℃ (2)φ='

'H q m

??=3600

1043

?×(6.9×105-3.8×105)=3.44×105 W

而φ=KA m T ?

A =m T K ?φ

=115

1501044.35

??=20 m 2。 11. 5 分 (4530) Y 1 =

y y 111-=0041004004

096

....-=

=0.0417 Y 2= Y 1 (1-η)=0.0417(1-0.8)=0.00834 (F C )min =F B

Y Y Y m

X 1212

--=1000×0.9600417000834004170126096000334

0331

......--=

? =96.9 kmol ·h -1

实际用洗油量F C =1.5(F C )min =1.5×96.9=145 kmol ·h -1。 12. 5 分 (4935)

因为苯和甲苯的混合物为理想物系,

所以αAB

A B

==

p p o o 1767

744..=2.38 x A =p p p p --=--B A B o

o o

10133744

1767744....=0.26 y A =p x p A A o =?1767026

10133...

=0.45 或y A =

ααAB A AB A x x 11238026

12381026

+-=?+-?()..(.).=0.46

13. 5 分 (4973)

苯的摩尔质量为78 kmol ·h -1 甲苯的摩尔质量为 92 kmol ·h -1

馏出液组成:x d =

97

989798392

+=0.974 精馏段操作线方程式为: y n +1=

1

+R R

x n +1d +R x =353510974351....++

+x n =0.78 x n +0.216 该操作线斜率为0.78 ,截距为0.216。

14. 5 分 (4526) y A =

p p A =987101300

=0.00974=9.74×10-3 x A =

n n n A A B

+1017100181017

..

+=0.0108 c A =n V

n m A A ==+ρ1017100101000

.

.=0.588 kmol ·m -3

(1) H =

c p A A *.=0588987=5.96×10-4 kmol ·m -3·Pa -1 (2) E =

p x A A *.=987

00108

=9.14×104 Pa (3) m =E p =?91410101300

4

.=0.902。

15. 5 分 (3732)

(1)并流时:300 ℃——→200 ℃

20 ℃——→180 ℃

1T ?=280 ℃,2T ?=20 ℃

m T ?=

20

280ln 20

280-=98.5 ℃ (2)逆流时: 300 ℃——→200 ℃ 180 ℃←——20 ℃ '

1T ?=120 ℃, '

2T ?=180 ℃

'

m T ?=

2

180

120+=150 ℃ (3)当石油需预热到达250 ℃时,由于热裂物的最终温度为200 ℃,显然不能采用并流而只能采用逆流。

逆流时:300 ℃——→200 ℃

250 ℃←——20 ℃ ''1T ?=50 ℃,'

'2T ?=180 ℃

'

'm T ?=

50

180ln 50

180-≈101.5 ℃。 16. 5 分 (3763) K =

1

1

1

1122

αδλα++++R R s s ,,

=

1

1260000018000245000003213500

++++....

=214 W ·m -2·K -1

污垢热阻总热阻=R R K

s s ,,121+=000018000032

1214..+=0.107=10.7%。

17. 10 分 (4972)

(1) q =1 y q =

ααx x f f 11+-()=2505

125105..(.).?+-?=0.714

R min =

090714

071405....

--=0.869

R =1.5×0.869=1.30

(2)R 不变,随塔板数增多,精馏段操作线平行上移,最大极限是q 线与操作线交点落于平衡线,则此时,R =R min '而x d 达最大极限值 (x d )max 。 R min '=

()()...

max max x y y x x q

q q

d d --=

--0714

071405=1.30

(x d )max =0.99

这时,塔板数为无穷大。

18. 10 分 (2152)

对1—1和2—2截面(如图所示):

gZ 1=222u (1+ξ+λd

l

1)+ρ2p (表压)

2

2u =

)

/1(/22121d l p gZ λξρ++-

=)

08.0/303.05.01(1000

/106.22681.924?++??-??

=25.0 m 2·s -2 对2—2和3—3截面:(u 2= u 3)

ρ2

p (表压)=22

2u (λd

l

2)+h f (阀门) 则阀门阻力引起的能量损失 h f (阀门)=2.6×104/1000-

225×0.03×08

.04

=26-18.75

=7.25 J ·kg -1 19. 5 分 (4968) y 1=x d =0.95

全回流操作,y 2=x 1=0.916 y 1*=

ααx x 1111+-()=2470916

124710916

..(.).?+-?=0.964

η112120950916

09640916

=

--=--y y y y *....=0.71。

20. 5 分 (4538) y 1=0.08

Y 1 =0081008.

.-=0.0870

X 1* =00870

267

..=0.00326=3.26×10-3

F B (Y 1 -Y 2 )=

G A =2000

64

=31.25 kmol ·h -1

(F C )min =

F Y Y X X B ()*1212--=312532610

3

.

.?-=9586 kmol ·h -1 q V ,C =

958616518

1000

??.=285 m 3·h -1

21. 5 分 (2803)

按u max 计算雷诺数:

(Re )max =

μ

ρ

max du =

3

-10×0.11000

×09.0×010.0=900<2000

因此流型肯定为层流,且已知平均流速 u =0.5 u max =0.5×0.09=0.045 m ·s -1

ρ

p

?=h f =2××2u d l λ=2)045.0(×01.00.10×450642

=0.144 J ·kg -1

水流过的压降为

?p =0.144?1000=144 Pa 。 22. 5 分 (4546)

M (SO 2)=64 ,M (H 2O)=18 x =

003

6400364097

18

...+=0.00862 p *=E ·x =3.55×103×0.00862=31 kPa 。 23. 5 分 (2169)

(1)管内径d=22-2×3=16 mm 管内水流速u=

2

)

016.0(785.036008

.2?=3.87 m ·s -1 Re=μρ

du =3

3

10

11087.3016.0-???=6.20×104 (2)选高位槽水面为1—1截面,选管子出口为2—2截面,并以2—2截面为基准面,不

计阻力损失,则

gZ 1+ρ1

p +221u =gZ 2+ρ2p +2

2

2

u

因为p 1=p 2=大气压, Z 2=0, u 1≈0,

Z 1=g u 222=81

.92)87.3(2

?=0.763 m

24. 5 分 (2471)

P 0=0.091 MPa=9.1×104 Pa

p A =9.1×104+6.0×104=1.5×105 Pa(绝压) p B =9.1×104+

760

442

×1.01×105=1.5×105 Pa(绝压) p C =9.1×104+0.600×1000×9.81=9.69×104 Pa(绝压)。 25. 10 分 (2160)

先求作用于孔盖内侧的压强。设作用于人孔盖的平均压强等于作用于盖中心点的压强。以罐底为基准水平面,压强以表压计算,则

Z 1=10.4 m Z 2=0.8 m

p 1=0 ρ=0.98×1000=980 kg ·m -3 p 2=p 1+ρg(Z 1-Z 2)

=0+980×9.81×(10.4-0.8) =9.23×104 N ·m -2 人孔盖上所承受的全部压力F 为: F= p 2s=9.23×104(

26.04

?π)

=2.61×104 N 26. 5 分 (2190)

已知:ρ=950 kg ·m -3, p v =1.093×105 Pa, p=1.013×105 Pa

为使液封槽中∏形管出口处的气泡不逸出,则该出口处的压强p v ≤ p+ρ×g ×h 用已知数据代入得h ≥0.86 m 27. 5 分 (2455)

(1)转子流量计在流速较大时,丙酮与水的体积流量之比为:

)]

(')[()]

(')[()

()

(水丙酮丙酮水水丙酮ρρρρρρ--=

V V q q

对20 ℃的丙酮 ρ(丙酮)=790 kg ·m -3

)

10001500(790)

7901500(100000.6)(--=

丙酮V q ,q V (丙酮)==8.04 L ·h -1 (2)对于ρ(硫酸)=1300 kg ·m -3的硫酸

)

10001500(1300)

13001500(100000.6)(--=

硫酸V q ,q V (硫酸)==3.33 L ·h -1 28. 5 分 (4503) Y 1=

y y 111-=0022

10022..-=0.0225 Y 2=

y y 221-=0001

10001

..-≈0.0010 X 2=0 因为Y *=

X

m mX

)1(1-+,对于稀溶液Y *=mX

所以(

F F C

B

)min =Y Y Y m

X 1212

--=0022500010002255450...--≈521

F F C B =1.3(F

F C B

)min =1.3×521=677

故X 1=X 2+

F F B C (Y 1-Y 2)=0+1677

(0.0225-0.0010) ≈0.0000318 =3.18×10-5。 29. 5 分 (2470)

如图列出p A ,p B ,p C 压强

p A = p 0+R ρR 1g = p 0+1590×0.1×9.81= p 0+1560 Pa p B = p A -ρ[ h 1-( h 2-R 1)]g = p 0+981 Pa p C = p B +R ρR 2g = p 0+2541 Pa 则p E = p C -ρR 2g = p 0+1560 Pa

E 点表压为1560 Pa 30. 10 分 (2824)

在贮槽液面1—1与测压口中心2—2间列伯努利方程:

gZ 1+ρ1

p +221u = gZ 2+ρ2p +2

2

2

u +∑-)21(,f h

已知:p 1=0(表压),u 1=0,Z 2=0

由此可得: gZ 1 =ρ2

p +2

2

2

u +∑-)21(,f h ①

当阀门开启时:p 2+ρgh =p +R ρgR (p 为大气压)

p 2 =R ρgR -ρgh =3.963×104 Pa (表压) ② 当阀门关闭时:p +ρg (Z 1+h )=p +R ρgR ③ Z 1=

ρ

ρR

R -h =

1000

64

.013600?-1.52=7.18 m

∑-)

21(,f h =(λd

l +ξ)222u =(0.0251.015?+0.5)222u =4.252

2u

将Z 1,p 2和∑-)

21(,f h 的值代入式①:9.81×7.18=22

2u +1000

10136004?+4.252

2u

解得管内流速:u 2=3.42 m ·s -1 体积流量:q V =3.424

π

?

×0.12×3600=96.7 m 3·h -1 31. 5 分 (2823)

取水池液面为1—1截面,贮槽水面为2—2截面,并以截面1—1为基准水平面。在截面1—1和2—2间列伯努利方程:

gZ 1+ρ1

p +221u +.W e = gZ 2+ρ2p +22

2

u +∑f

h

式中:Z 1=0,Z 2=10 m

p 1= p 2=0(表压) u 1= u 2≈0

∑f

h

=20 J ·kg -1

则泵所提供的能量为:

.

W e = gZ 2+

∑f

h

=9.81×10+20=98.1+20=1.2×102 J ·kg -1

32. 10 分 (3710)

根据多层圆筒壁径向的传热速率为常数,则按保温砖层计算每小时单位长度的热损失:

1

2

2111

121ln )

(22)(r r T T r r T T l

m -=

??-=

πλπλφ

=600 kJ ·h -1·m -1 528.03600

10

600)400500(14.02ln

312=?-??=πr r

1

2

r r =1.695, r 2=1.695r 1=1.695×50=85 mm 故保温砖的最小厚度1δ=r 2-r 1=85-50=35 mm 同理按玻璃棉计算: 844.0360010

600)80400(07.02)(2ln

3

32223=?-??=-=πφπλl

T T r r

33.22

3

=r r ,r 3=2.33×85=198 mm 则此时相应的玻璃棉厚度11385198232=-≈-=r r δmm 。 33. 10 分 (4551)

(1) 最小液气比

y 1 =1441010110

35

..??=1.43×10-2 Y 1 =

y y 1

1

1-=1.45×10-2

y 2 =1441010110

25

..??=1.43×10-3

Y 2 =

y y 2

2

1-=1.43×10-3

X 2 =0

X 1 *=Y 1274

.=145102742

..?-=5.29×10-3

(F F C B )min =Y Y X X 1212--*=145101431052910

23

3

...?-??---=2.47 (2) 吸收剂的质量流量

F F C B =1.5× (F

F C B

)min =1.5×2.47=3.71 F C =3.71F B =3.71×q V ,0 (1-y 1)/22.4=3.71×1000×(1-1.43×10-2)/22.4 =163 kmol ·h -1

q m,C =F C ×M C =163×18=2.93×103 kg ·h -1 (3) 出口溶液的摩尔比(比摩尔分数) 由F B (Y 1 -Y 2 )=F C (X 1 -X 2 )得 X 1 =

Y Y F F C

B

12

-+X 2

=1451014310371

23...?-?--+0

=3.52×10-3

34. 10 分 (3727)

(1) 传热速率:

φ=)('

1'

2'

'

T T c q p m -??=3600

2800

×4.18×103×(45-20)=8.13×104 W (2) 传热面积: m T ?=

2

1

.351.60+=47.6 ℃

A =m T K Q

?=6

.4710001013.84??=1.71 m 2

(3) 管长: L =

d n A π=019

.014.31971.1??=1.5 m 。 35. 10 分 (2187)

1

1

11μρu d =

2

2

22μρu d