化工原理計算題

化工原理試卷(計算題)班級.姓名分?jǐn)?shù)班級.姓名分?jǐn)?shù)一、計算題(共43題320分)TOC\o"1-5"\h\z5分(2823) L如圖，用泵將15°。的水從水池送至 [一敞口儲槽中。儲槽水面與水池液面相距10m，水面高度均保持不變。輸水管內(nèi)徑 A為68mm,管道阻力造成的總能量損失為20J?kg-1，試問泵需給每千克的水提供多少能量？ -「"二10分(3758)一單程列管換熱器，平均傳熱面積A為200m2。310°C的某氣體流過殼程，被加熱到445C,另一種580C的氣體作為加熱介質(zhì)流過管程，冷熱氣體呈逆流流動。冷熱氣體質(zhì)量流量分別為8000kg-h-1和5000kg-h-1,平均比定壓熱容均為1.05kJ-kg-1-K-1。如果換熱器的熱損失按殼程實際獲得熱量的10%計算，試求該換熱器的總傳熱系數(shù)。5分(2466)已知20C水在4109mmX4.5mm的導(dǎo)管中作連續(xù)定 ―日態(tài)流動(如圖所示)，流速為3.0m?s-1。液面上方的壓強 ■:卜廠p=100kPa。液面至導(dǎo)管中心的距離為4m，求A點的表壓三專章強為多少千帕？(20C水的密度P=1000kg?m-3)。 W衣10分(3711) J_在一列管式換熱器中進(jìn)行冷、熱流體的熱交換，并采用I 逆流操作。熱流體的進(jìn)、出口溫度分別為120C和70C,冷流體的進(jìn)、出口溫度分別為20C和60C。該換熱器使用一段時間后，由于污垢熱阻的影響，熱流體的出口溫度上升至80C。設(shè)冷、熱流體的流量、進(jìn)出口溫度及物性均保持不變,試求:污垢層熱阻占原總熱阻的百分比？10分(4951)某連續(xù)精餾塔在常壓下分離甲醇水溶液。原料以泡點溫度進(jìn)塔，已知操作線方程如下:精餾段：yn+i=0.630匕+0.361提餾段：ym+i=1.805xm-0.00966試求該塔的回流比及進(jìn)料液、餾出液與殘液的組成。5分(2190)精餾塔底部用蛇管加熱液體的飽和水蒸氣壓強為1.093X105Pa，液體的密度為950kg?m-3,如圖采用H型管出料，塔底液面高度H保持1m。n形管頂部與塔內(nèi)水蒸氣空間有一根細(xì)管連通。為防止塔內(nèi)水蒸氣由連通管逸出，問n形管出口處液封高度h至少應(yīng)為多少米？(外界大氣壓強為1.013X105Pa)。10分(3708)

在某套管式換熱器中用水冷卻熱油，并采用逆流方式。水的進(jìn)出口溫度分別為20。。和60°C;油的進(jìn)出口溫度分別為120。。和70°C。如果用該換熱器進(jìn)行并流方式操作，并設(shè)油和水的流量、進(jìn)口溫度和物性均不變，問傳熱速率比原來降低百分之幾？10分(4547)由礦石焙燒爐送出來的氣體冷卻到20C后，再送入逆流操作的填料吸收塔中，用清水洗滌以除去其中的SO2。已知，在平均操作壓強為101.3kPa下，氣、液兩相的平衡關(guān)系式為糜=30X。在操作條件下，每小時進(jìn)塔的爐氣體積為1000m3,其中含SO2的體積分?jǐn)?shù)為0.090，其余為惰性氣體。若要求SO2的回收率為90%，吸收劑用量為最小用量的1.2倍，試計算：吸收劑的質(zhì)量流量；溶液出口濃度；實際操作液氣比。5分(2465)如圖所示，用串聯(lián)兩支水銀壓差計測蒸氣鍋爐上方的蒸氣壓。壓力計與鍋爐連接管內(nèi)充滿水，兩U形管間是空氣。已知：A]=1.10m,R2=1.20m,外=3.0m,h2=1.20m,h3=1.10m,試求鍋爐內(nèi)的蒸氣表壓強。*.5分(3733)設(shè)有一個熱交換器，利用熱的重油預(yù)熱石油。已知：重油的流量為每小時4噸，進(jìn)、出口溫度分別為300C與180C，重油在300C及180C時的焓分別為6.9X105J?kg-1及3.8X105J?kg-1。石油的流量為每小時6噸，進(jìn)、出口溫度分別為80C與170C。逆流操作，其傳熱系數(shù)為150W?m-2-K-1。試求：逆流操作時的平均溫度差；逆流操作時所需的傳熱面積。5分(4530)用洗油吸收混合氣體中的苯，已知混合氣體中苯的摩爾分?jǐn)?shù)為0.04，吸收率為80%，平衡關(guān)系式為糜=0.126X，混合氣中惰性組分的摩爾流量為1000kmol?h-1，若噴入吸收塔的洗油中不含苯，洗油用量為最小用量的1.5倍,問洗油用量為多少？5分(4935)今有苯-甲苯的混合液，已知總壓強為101.33kPa，溫度為100C時，苯和甲苯的飽和蒸氣壓分別為176.7kPa和74.4kPa。若該混合液可視為理想溶液，試求此條件下該溶液的相對揮發(fā)度及氣、液相的平衡組成。5分(4973)對苯-甲苯溶液進(jìn)行連續(xù)精餾操作，要求將混合物分離成含苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.97的餾出液和含苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)不高于0.02的釜殘液。所采用的回流比為3.5,試求精餾段操作線方程式，并說明該操作線的斜率和截距的數(shù)值。5分(4526)已知在1.013X105Pa(絕壓)下，100g水中含氨1.0g的溶液上方的平衡分壓為9.87X102Pa，試求：溶解度常數(shù)H;亨利常數(shù)E;相平衡常數(shù)m。(設(shè)稀氨水的密度近于水，即為1000kg?m-3)5分(3732)在某熱裂化石油裝置中，所產(chǎn)生的熱裂物的溫度為300°C。今擬設(shè)計一個熱交換器，利用此熱裂物的熱量來預(yù)熱進(jìn)入的待熱裂化的石油。石油的溫度為20C,需預(yù)熱至180C,熱裂物的最終溫度不得低于200C。試計算熱裂物與石油在并流及逆流時的平均溫度差。若需將石油預(yù)熱到出口溫度為250C,問應(yīng)采用并流還是逆流？此種情況下的平均溫差為多少？5分(3763)在列管換熱器中用水冷卻油。冷卻水在?19mmX2mm的列管內(nèi)流動，并已知列管內(nèi)冷卻水一側(cè)傳熱膜系數(shù)a「3.50X103W?m-2?K-1。熱油在列管外殼程流動，列管外熱油一側(cè)傳熱膜系數(shù)a2=2.60X102W?m-2?K-1。列管內(nèi)外壁都有污垢，水側(cè)污垢層的熱阻Rs,「3.2X10-4m2?K?W-1,油側(cè)污垢層的熱阻Rs2=1.08X10-4m2?K?W-1。管壁的導(dǎo)熱系數(shù)人=45.0W?m-1?K-1。試求：總傳熱系數(shù)；污垢層熱阻占總熱阻的百分率。10分(4972)在一連續(xù)精餾塔內(nèi)分離某雙組分混合液，其相對揮發(fā)度為2.40。進(jìn)料中含輕組分的摩爾分?jǐn)?shù)為0.50,泡點進(jìn)料，操作回流比取最小回流比的1.5倍，塔頂產(chǎn)品中輕組分含量的摩爾分?jǐn)?shù)為0.90，若設(shè)想保持操作回流比不變，而只增多塔板數(shù)，試問塔頂產(chǎn)品中輕組分的摩爾分?jǐn)?shù)最大可能的極限值為多大？這時塔板數(shù)需增大到多大？10分(2152)如圖所示，貯槽內(nèi)水位恒定，距液面6m深處用一內(nèi)徑為80mm的鋼質(zhì)水管與水槽相連，管路上裝有一閥門，_il-距管路入口端3m處有一壓力表，當(dāng)閥門全開時，壓力表三三三*I -做的讀數(shù)為2.6X104Pa(表壓)。直管的摩擦系數(shù)人=0.03。三三三管路入口處的局部阻力系數(shù)&=0.5。試求：閥門阻力引起―.|— *a的能量損失。5分(4968)有一常壓操作的苯-甲苯精餾塔，塔頂為全凝器，在全回流下測得餾出液組成xd=0.95,第二塊塔板上升蒸氣組成蚌0.916,物系的相對揮發(fā)度為2.47，求第一塊塔板的塔板效率。5分(4538)在某填料吸收塔中，在常溫常壓下用清水對含SO2的混合氣體進(jìn)行逆流吸收操作?；旌蠚庵泻琒O2的摩爾分?jǐn)?shù)為0.08,其余為惰性氣體。已知水的用量比最小用量大65%,若要求每小時從混合氣中吸收2.0X103kg的SO2,問每小時的用水量為多少立方米？已知在該操作條件下，氣相平衡關(guān)系式為 Y*=26.7X，二氧化硫的摩爾質(zhì)量為 64kg?kmol-1o5分(2803)溫度為20C的水(密度為1000kg?m-3，粘度為1.0X10-3Pa?s)流過長10.0m，內(nèi)徑10.0mm的導(dǎo)管。已知管中心水的流速為umax=0.09m?s-1，試求：水通過上述導(dǎo)管引起的壓降。5分(4546)已知20C時,SO2水溶液的亨利常數(shù)￡=3.55X103kPa,試求20C時，與二氧化硫質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.030的水溶液成平衡的氣相中SO2的分壓。5分(2169)

某實驗室為得到穩(wěn)定的水流，擬設(shè)置在室溫下使用的高位槽，希望獲得2.8m3-h-1的體積流量。擬選用^22mmX3mm的鋼管作導(dǎo)水管，出口通大氣。已知室溫時水的粘度為1.00X10-3Pa?s，密度為1000kg?m-3。試計算：水在管內(nèi)流速和流動時的雷諾數(shù)Re；若不計導(dǎo)水管、水管進(jìn)口與出口及管件的阻力損失，高位槽水面(可認(rèn)為水面維持恒定)，應(yīng)高出管子出口多少米就可滿足所要求的體積流量。5分(2471)如圖所示為A，B，C三個容器。容器上方分別裝有測壓管或壓力計，試由儀表讀數(shù)計算出三個容器中pA，PB，PC的絕對壓強(當(dāng)時大氣壓強為0.091MPa)。10分(2160)儲油罐中盛有相對密度為0.98的重油，油面最高時離罐底10.4m，油面上方與大氣相通。罐側(cè)壁下部有一個直徑為600mm的人孔，用蓋壓緊。人孔的中心在罐底以上800mm。試求人孔蓋上所承受的壓力。5分(2190)精餾塔底部用蛇管加熱液體的飽和水蒸氣壓強為1.093X105Pa，液體的密度為950kg?m-3,如圖采用H型管出料，塔底液面高度H保持1m。n形管頂部與塔內(nèi)水蒸氣空間有一根細(xì)管連通。為防止塔內(nèi)水蒸氣由連通管逸出，問n形管出口處液封高度h至少應(yīng)為多少米？(外界大氣壓強為1.013X105Pa)。5分(2455)一個測量水流量的轉(zhuǎn)子流量計，轉(zhuǎn)子的密度為1500kg?m-3。當(dāng)讀數(shù)為100時，20°C水的流量為6.00L?h-1。如果該轉(zhuǎn)子流量計用來測量20C丙酮的流量(密度為790kg?m-3)，求在讀數(shù)為100時的體積流量。如果該轉(zhuǎn)子流量計用來測量硫酸(密度為1300kg?m-3)的流量，求在讀數(shù)為100時的體積流量。5分(4503)在101.3kPa,25C下，用清水吸收混合氣中的H2S,將其摩爾分?jǐn)?shù)由0.022降至0.001。該系統(tǒng)符合亨利定律j*=545x，若吸收劑用量為理論最小用量的1.3倍，試計算操作液氣比和出口液相組成呵。5分(2470)如左圖所示的測壓裝置中被測流體的密度P=1000kg?m-3,指示液的密度Pr=1590kg皿-3,圖中R]=100mm，R2=100mm，h1=159mm，h2=200mm。試計算E點的表壓強等于多少帕？10分(2824)如圖所示，有一個敞口貯槽，槽內(nèi)水位

不變，槽底部與內(nèi)徑為100mm的放水管連接。管路上裝有一個閘閥，距槽出口15m處安裝一個水銀U形壓差計。當(dāng)閥門關(guān)閉時，壓差計讀數(shù)R=640mm，h=1520mm；閥門部分開啟時，壓差計讀數(shù)R=400mm，h=1400mm。已知：直管摩擦系數(shù)人=0.025，管路入口處局部阻力系數(shù)&=0.5,試求管路中水的流量為每小時多少立方米？(水銀密度為13600kg?m-3)5分(2823)如圖，用泵將15°C的水從水池送至一敞口儲槽中。儲槽水面與水池液面相距10m，水面高度均保持不變。輸水管內(nèi)徑為68mm，管道阻力造成的總能量損失為20J?kg-1，試問泵需給每千克的水提供多少能量？10分(3710)如圖所示，某無梯度內(nèi)循環(huán)實驗反應(yīng)器主體的外壁溫度最高要達(dá)500C。為使外殼單位長度的熱損失不大于600kJ-h-1,內(nèi)層采用保溫磚，外層采用玻璃棉，保溫相鄰材料之間接觸充分。保溫磚和玻璃棉的導(dǎo)熱系數(shù)分別為人1=0.14W?m-1?K-1和人2=0.07W?m-1?K-1。玻璃棉的耐熱溫度為400C,玻璃棉的外層溫度為80C,試求:保溫磚最小厚度以及此時相應(yīng)的玻璃棉厚度。10分(4551)在一個填料塔內(nèi),用清水吸收氨一空氣混合氣中的氨。混合氣中NH3的分壓為1.44X103Pa,經(jīng)處理后降為1.44X102Pa,入塔混合氣體的體積流量為1000m3(標(biāo)準(zhǔn))?h-1。塔內(nèi)操作條件為20C,1.01X105Pa時，該物系的平衡關(guān)系式為糜=2.74X,試求：該操作條件下的最小液氣比；當(dāng)吸收劑用量為最小用量的1.5倍時，吸收劑的實際質(zhì)量流量；在實際液氣比下，出口溶液中氨的摩爾比(比摩爾分?jǐn)?shù))。10分(3727)采用列管式熱交換器將苯的飽和蒸氣冷凝為同溫度的液體(苯的沸點為80.1C)。冷卻水的進(jìn)、出口溫度分別為20C和45C,其質(zhì)量流量為2800kg?h-1,水的比定壓熱容為4.18X103J?kg-1?K-1。列管為419mmX2mm的鋼管19根，并已知基于管子外表面積的總傳熱系數(shù)為1000W?m-2?K-1。試計算：傳熱速率；列管長度。10分(2187)為了設(shè)備放大，擬用一實驗設(shè)備模擬工業(yè)生產(chǎn)設(shè)備中的流體流動過程。已知工業(yè)設(shè)備中的流體為熱空氣，其壓強為100kPa，溫度為90C，流速為2.5m?s-1；實驗設(shè)備的定性尺寸直徑為生產(chǎn)設(shè)備的￡，試驗氣體為100kPa，20C的空氣。為使兩者流動型態(tài)相似，求實驗室設(shè)備中空氣的流速應(yīng)為多少？已知20C及90C空氣的粘度分別為18.2X10-6Pa-s和21.5X10-6Pa?s。

10分(2162)右圖是利用U形管測壓計測定管道兩截面AB間的直管阻力造成的能量損失。若對于同一管道AB由水平變?yōu)閮A斜，并保持管長與管內(nèi)流量不變。請說出兩種情況下的壓差計讀數(shù)R和R是否一樣？試證明之。(管道中的密度為P，壓差計指示液的密度為PR；傾斜時B點比A點高h(yuǎn))10分(4919)用連續(xù)精餾塔分離含苯的摩爾分?jǐn)?shù)為0.60，甲苯的摩爾分?jǐn)?shù)為0.40的混合液，要求餾出液含苯的摩爾分?jǐn)?shù)為0.96，塔釜殘液含苯的摩爾分?jǐn)?shù)為0.04。已知泡點下的液體進(jìn)料，進(jìn)料量為100kmol?h-1。塔釜產(chǎn)生蒸氣的摩爾流量為150kmol?h-1。試問：餾出液和殘液每小時各為多少千克？塔頂回流比為多大？精餾段操作線方程具體如何表達(dá)？(苯的摩爾質(zhì)量為78kg?kmol-1，甲苯的摩爾質(zhì)量為92kg?kmol-1。)10分(4943)由A，B兩組分組成的混合液，在101.33kPa及80°C時，A，B組分的飽和蒸氣壓分別為180.4kPa和47.3kPa。試求該物系的氣液相平衡方程。10分(4911)用一連續(xù)精餾裝置，在常壓下分離含苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)為0.31的苯-甲苯溶液。若要求塔頂產(chǎn)品中含苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)不低于0.98,塔底產(chǎn)品中含甲苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)不低于0.988,每小時處理量為8716kg，操作回流比為2.5，試計算：塔頂及塔底產(chǎn)品的摩爾流量；精餾段上升蒸氣的摩爾流量及回流液的摩爾流量。10分(3764)在一傳熱面積為300m2的單程列管換熱器中，300C的原料氣流過殼方被加熱到430C,反應(yīng)后550C的熱氣體作為加熱介質(zhì)在管方流動。冷熱兩種氣體呈逆流流動，流量均為1.00X104kg-h-1,平均比定壓熱容均為1.05kJ?kg-1-K-1。如果換熱器的熱損失按殼方氣體實際獲得熱量的10%估算，試求該傳熱過程的總傳熱系數(shù)。10分(2154)用虹吸管將某液面恒定的敞口高位槽中的液體吸出(如圖所示)。液體的密度P=1500kg?m-3。若虹吸管AB和BC段的全部能量損失(J?kg-1)可分別按0.5侃2和2u2(u為液體在管中的平均流速)公式計算，試求：虹吸管最高點B處的真空度。10分(3760)某精餾塔的酒精蒸氣冷凝器為一列管換熱器，列管是由20根424mmX2mm,長1.5m的黃銅管組成。管程通冷卻水。酒精的冷凝溫度為78C,氣化熱為879kJkg-1,冷卻水進(jìn)口溫度為15C,出口溫度為30C。如以管外表面積為基準(zhǔn)的總傳熱系數(shù)為 1000W?m-2?K-1,問此冷凝器能否完成冷凝質(zhì)量流量為200kg?h-1的酒精蒸氣？

10分(1159)丙烷與理論空氣量的125%一起燃燒，反應(yīng)式為C3H8+5O2—-3CO2+4H2O,若反應(yīng)進(jìn)行得完全，每生成100mol的煙道氣需丙烷和空氣各多少摩爾？(空氣中氧的摩爾分?jǐn)?shù)為0.21，其余為氮。)計算題答案 (共43題320分)1.5分(2823)取水池液面為1—1截面，貯槽水面為2—2截面，并以截面1—1為基準(zhǔn)水平面。在截面1—1和2—2間列伯努利方程：PU2 pU2V%+甘+—+吧*2+甘+胃+乙七式中：Z]=0，Z2=10mp1=p2=0(表壓)U]=u2^0Zh=20J?kg-1則泵所提供的能量為：吧=gZ2+Zhf=9.81X10+20=98.1+20=1.2X102J?kg-12.10分(3758)(1)求熱氣體向冷氣體傳遞的熱流速率，4:已知：冷氣體的進(jìn)出口溫度〈'=310°C,>445°C;冷氣體的質(zhì)量流量qm=8000kg?h-1，則冷氣體單位時間獲得的熱量,4'=q'C(T—T');mp2 1冷氣體單位時間損失的熱量，4廣0.14';熱氣體向冷氣體傳遞的熱流速率，4=4'+47=1.1q'c(T—T')血00"「2 1=1.1^——X1.05X103X(445-310)3600=3.47X105W(2)求熱氣體最終溫度,T2：由熱氣體熱量衡算可得X1.05X1.05X103X(580-72)=3.47X105W4=qc(T—T)=—mp1 2 3600T2=342°CATi=T"T=58°-445=135CAT2AT=T—T'=342ATi=T"T=58°-445=135CAT2AT=T—T'=342-310=32C21135—32i135In =71.6C(即71.6K)43.47X105K= :AATm=^—— =24.2W?m-2?K-1。200x71.6m3.5分(2466)以槽內(nèi)液面為截面1—1，容器與出口導(dǎo)管聯(lián)接處為截面2—2，并以截面2—2為基準(zhǔn)面，列伯努利方程：(流體阻力可略而不計)U2p32p4=l+—2gPg4=p&21000x9.81+0.46p2=34.7kPa(表壓)。4.10分(3711)由冷、熱流體的熱量衡算：qc(120—70)=q'c，(60—20)(無污垢)mp mpqc(120—80)=q'c'(T'—20)(有污垢)mp mp2得:120—80T—20

= 120—7060—20則T2=52無污垢時：ATm牝2(60+50)=55C有污垢時：AT"2(68+60)=64C又：4=mp =qc(120—70) mKAATm40KATK' 4055即： m, 貝9一= =0.687550KATmK5064巾'qc(120—80) K'AAT'則污垢熱阻占原總電阻百分比為:1K'Kx100%=(K-1)x100%=(―1—-1)x100%=45%。1K K' 0.687510分(4951)由一^=0.630得R=1.70R+1x(2)由Rdi=0.361得xd=0.975(2)⑶由廠Fl =1.805可得9=2.24F一F FLw wF w F'-FLwxw=0.00966可得F—LF=0.00966將式①代入式②可得:xw=0.0120由兩操作線方程聯(lián)立求解交點坐標(biāo)：y=0.630xf+0.361y=1.805xf-0.00966解得:Xf=0.315。5分(2190)已知：p=950kg?m-3,pv=1.093X105Pa,p=1.013X105Pa為使液封槽中n形管出口處的氣泡不逸出，則該出口處的壓強pvWp+pXgXh用已知數(shù)據(jù)代入得hN0.86m10分(3708)(1)逆流時， 120°C一70°C60C-20CAT^(逆流)AT^(逆流)(2)并流時，AT-AT/at2ln——1AT260-50i60

ln——=54.85C120C—T2ATmATm(并流)_|atJ并流At，(逆流)(T-T')-(T'-T)—1 1 2 2—lnT1-T1T-t8族流,_并流｝—at族流｝_

|t逆流)=Iat：(逆流』=Iat(逆流』=

100-(T-T') 2 2—I100ln 即：如t =竺=A054.85 50 40一 8(并流一 8(并流)-1—x100%=?△廠(并流)-1—x100%=(35.8)1—L8(逆流)JL△廠(逆流)J140)解上兩式方程得：T2=75.2°C, T2=55.8°C(3)傳熱速率比原來降低的百分?jǐn)?shù)為：x100%=10.5%10分(4547)氣體進(jìn)塔濃度Y1= 9 =0.099100—9氣體出塔濃度Y2=0.099X(1-0.9)=0.0099液體進(jìn)塔濃度&=01000273，一…、惰性氣體摩爾流量FB= x(1—0.09)=37.9kmol?h-1匕匕.匕與成平衡的液相組成X]*=30=0.0033F(Y—Y)吸收劑最小用量(Fc^&野X”1 2=1.02X103kmol?=1.02X103kmol?h-10.0033—0⑴實際吸收劑用量FC=1.2(FC)血=1.23X103kmol?h-1qmC=1.23X103X18=1.22X104kg?h-1(2)溶液濃度FB(Y]-Y2)=Fc(X]-X2)123x103F(Y1—Y)37.9x(0.099—0.0099)X]123x103C(3)液氣比F=123xQ03=32。F37.9B5分(2465)設(shè)大氣壓強為p0。先確定A,B,C,D點的壓強:PA=R2P(Hg)g+p0=PBpC=R]p(Hg)g+pB=p+p(H2O)g(h]-h2)R1P(Hg)g+R2P(Hg)g+p0=p+P(H2O)g(h1-h2)g由此可得鍋爐內(nèi)表壓力：p-p0=(R1+R2)P(Hg)g-(h]-h2)P(H2O)g=(].2+].])X13600X9.8]-(3-].2)X1000X9.81=2.89X105Pa*.5分(3733)

(1)逆流時：300°C——一180°C170°C———80C"30C"00CATAT=130+1002=115C4X103(2)9=qmAH'=3600X(6.9X105-3.8X105)=3.44X105W而9=KAAT3.44x103.44x105150x115=20m2。9

A=——

KATm11.5分(4530)0.041-0.041-0.040.04096=0.0417r2=Y1(1-n)=0.0417(1-0.8)=0.00834Y-Y 0.0417-0.00834960x0.0334TOC\o"1-5"\h\z(FCE T000X0.96T417 = 0.331—-X 0m2 0126=96.9kmol?h-1實際用洗油量FC=1.5(FC)min=1.5X96.9=145kmol?h-1。12.5分(4935)12.因為苯和甲苯的混合物為理想物系，TOC\o"1-5"\h\zp0 176.774.4所以a=-^ _.=2.3874.4AB po10133-10133-74.4176.7—74.4=0.26P—P0x履 B-po-po176.7x0.26176.7x0.2610133=0.45、a.x, _ 2.38x0.26或Ja=1+(aAB-A1)xA—1+(2.38-1)x0.26=0.4613.5分(4973)苯的摩爾質(zhì)量為78kmol?h-1甲苯的摩爾質(zhì)量為92kmol?h-1=0.974+餾出液組成：xd=Rx35 0.974精餾段操作線方程式為：yn+1=苗Xn+志=3571Xn+車I=0.78Xn+0.216該操作線斜率為0.78，截距為0.216。14.5分(4526)p987……=0.00974=9.74X10-310130010n—a——+nB17 1001.0=0.0108——+—171810nc.=-AAvm17100+10=0.588kmol?m-31000⑴H=%p*0.588=5.96X10-4kmol?m-3?Pa-1987(2)E=JxA987=9.14X104Pa0.0108E_9.14x104⑶m=P^ImcT=0.902。15.5分(3732)(1)并流時:300C———200°C20C——一180°CAT1=280C，AT2=20AT*=98.5C

m280ln 20(2)逆流時(2)逆流時：300C?一200CAt‘=/=150Cm2(3)當(dāng)石油需預(yù)熱到達(dá)250。。時，由于熱裂物的最終溫度為200°C,顯然不能采用并流而只能采用逆流。逆流時：300C——逆流時：300C——一200C250C-——20CC,AT2''=180Ce180-e180-50AT"=mI180

ln 50F01.5C。16.5分(3763)叱 1K=n~s~r廠+R,1+16.5分(3763)叱 1K=n~s~r廠+R,1+X+R,2+廠1 21—+0.00018+0.002+0.00032+-1-260 450 3500=214W?m-2?K-1污垢熱阻R1+R20.00018+0.00032總熱阻1214=0.107=10.7%。17.10分(4972)⑴q=12.5x0.5oxyq=1+(a—1)x=1+(2.5-1)x0.5=°刀4f0.9-0.714Rmin=0.714—05=0,869R=1.5X0.869=1.30(2)R不變，隨塔板數(shù)增多，精餾段操作線平行上移，最大極限是q線與操作線交點落于平衡線，則此時，R=R訕而xd達(dá)最大極限值(xd)max。RJXd\max-yq=Ek一=“0

miny-x0.714-05 .(X)=0.99'dmax這時，塔板數(shù)為無窮大。18.10分(2152)對1—1和2—2截面(如圖所示):ItxiU2 、lpgZ1^ (1+&+冗力)+-2(表壓)12 dp啟_2gZ1—2p2/pU2=(1+g+“7d)2x9.81x6-2x2.6x104/1000-~(1+0.5+0.03x3/0.08)=25.0m2?s-2對2—2和3—3截面：(u2=U3)p U2l-2(表壓)=-^(入奇)+hf(閥門)則閥門阻力引起的能量損失一、 25 4hf(閥門)=2.6X104/1000-—X0.03X^-^^=26-18.75=7.25J?kg-119.5分(4968))1=%=0.95全回流操作，j2=x1=0.916呵 2.47x0.916為*=1+(a-1)七=1+(2.47-1)x0.916=0.964_2^-y_0.95-0.916"1y*-y 0.964-0.916°’°20.5分(4538)20.y1=0.08008y1=i-008=0.08700.0870X：=267=0.00326=3.26X10-32000F2000Fb（七-%）=&人=有=31.25kmol?h-1F)=FX^2fT=9586kmol?h-1Cmin X1*-X2 326x10-39586x1.65x18叩c==285m3?h-15分(2803)按umax計算雷諾數(shù)：

dup0.010x0.09x1000(Re)max= 日= 1.0x10-3 =900<2000因此流型肯定為層流，且已知平均流速u=0.5umax=0.5X0.09=0.045m?s-1Ap lu26410.0(0.045)2T=hr=x萬xT=450xq^x^F-=0.144J?kg-1水流過的壓降為Ap=0.144x1000=144Pa。5分(4546)M(SO2)=64 ,M(H2O)=180.03/'x=0.03*7=0.00862 + 64 18p*=E-x=3.55X103X0.00862=31kPa。5分(2169)2.8(1)管內(nèi)徑d=22-2X3=16mm2.8管內(nèi)水流速U=3600x0.785(0.016)2=3.87m*s-1dup0.016x3.87x103Re== =6.20X104日 1x10-3（2）選高位槽水面為1—1截面，選管子出口為2—2截面，并以2—2截面為基準(zhǔn)面，不計阻力損失，則因為p尸p2=大氣壓,Z2=0,u產(chǎn)0,u2(3.87)2Z1頂=E=0.763m5分（2471）P0=0.091MPa=9.1X104PapA=9.1X104+6.0X104=1.5X105Pa（絕壓）pB=9.1X104+442X1.01X105=1.5X105Pa（絕壓）pc=9.1X104+0.600X1000X9.81=9.69X104Pa（絕壓）。10分（2160）先求作用于孔蓋內(nèi)側(cè)的壓強。設(shè)作用于人孔蓋的平均壓強等于作用于蓋中心點的壓強。以罐底為基準(zhǔn)水平面，壓強以表壓計算，則Z1=10.4m Z2=0.8mp1=0 p=0.98X1000=980kg-m-3p2=pj+pg(Z「Z2)=0+980X9.81X(10.4-0.8)=9.23X104N?m-2人孔蓋上所承受的全部壓力F為：兀F=p2s=9.23X104(-x0.62)=2.61X104N5分（2190）已知：p=950kg?m-3,pv=1.093X105Pa,p=1.013X105Pa為使液封槽中n形管出口處的氣泡不逸出，則該出口處的壓強pvWp+pXgXh用已知數(shù)據(jù)代入得hN0.86m5分（2455）（1）轉(zhuǎn)子流量計在流速較大時，丙酮與水的體積流量之比為：qv（丙酮）_Jp（水）［p'-p（丙酮）］"、-p（丙酮）［p'-p（水）］P（丙酮）=790kg?m-3qv（水）對20°C的丙酮q、(丙酮)_,1000(1500-790)V6.00790(1500-1000)，*(丙酮)==8.04L?h-1(2)對于p(硫酸)=1300kg-m-3的硫酸_、fHIf，*(硫酸fL.h-128.5分(4503)Y=a= 如022511-y11-0.022y0.001Y= 2—= 一…-R21-y2 1-0.0010.0010x2=0mX因為Y*= 1+(1-m)X

對于稀溶液Y*=mXF所以（芋FBY-Y)min=Y—-Xm20.0225-0.0010 Q5210.0225八 —0545則；=1.3(

FBF—CFB)min=1.3X521=677F 1故5+才(Yi-r2)=o+677(0.0225-0.0010)^0.0000318=3.18X10-5。5分(2470)如圖列出pA，pB，pC壓強pA=p0+PrR1g=p0+1590X0.1X9.81=p0+1560PaPB=PA-P[h-(h2-R1)]g=p0+981Papc=pb+PrR2§=p0+2541Pa則pE=pC-PR2g=p0+1560PaE點表壓為1560Pa10分(2824)在貯槽液面1-1與測壓口中心2—2間列伯努利方程：p u2 pu2叫+甘+^=&令苔+苛+￡匕心已知：p「0(表壓)，U]=0,Z2=0pU2由此可得： gZ|=T+號+￡h1P2 f,(1-2)當(dāng)閥門開啟時：p2+Pgh=p+PrgR (p為大氣壓)p2=PRgR-Pgh=3.963X104Pa (表壓)當(dāng)閥門關(guān)閉時：p+Pg(Z]+h)=p+PRgR￡牛-h=

13600x0.641500

-1.52=7.18m￡￡hf,(1-2)lU2 15U2=(—+&^2=(0.025x——+0.5)-：2=4.25u2d2 0.1 2 2將Z1,p2和￡hf(1-2)的值代入式①:

u213600x1049.81X7.18=或+————+4.25u22 1000 2解得管內(nèi)流速：u2=3.42m?s-1體積流量：q=3.42x—X0.12X3600=96.7m3,h-1V45分(2823)取水池液面為1—1截面，貯槽水面為2—2截面，并以截面1—1為基準(zhǔn)水平面。在截面1—1和2—2間列伯努利方程：

PU2 pU2V叫+苛+1+吧*2+苔+了+乙七式中：Z1=0,Z2=10mP1=p2=0(表壓)u1=u2^0Zhf=20J?kg-1則泵所提供的能量為：乂=gZ2+Zhf=9.81X10+20=98.1+20=1.2X102J?kg-110分(3710)根據(jù)多層圓筒壁徑向的傳熱速率為常數(shù)，則按保溫磚層計算每小時單位長度的熱損失:。(T—T)八 2兀人(T—T)—= ~汽?2兀r= 1_r J=600kJ?h-1?m-1板m1 r11rln—=ri2兀x1rln—=ri600X1033600r600X1033600r—=1.695,r1「2=1.6950=1.695X50=85mm1rlnm1rlnm=r2則此時相應(yīng)的玻璃棉厚度52=r3—r2牝198—85=113mm。故保溫磚的最小厚度51=r2-r1=85-50=35mm同理按玻璃棉計算：2叫氣—攵=兀X0.07X(400-80)=08448 600X103 .l 3600rt=2.33,r3=2.33X85=198mm10分(4551)(1)最小液氣比1.44x103￥E57t.43X10-2匕=7^^=1.45X10-211—y11.44x102，2=而。T.43X10-3

Y=Ty2=1.43X10-321-y2x2=0YX1*=命145x10-22.74=5.29X10-3FY-Y145x10-2-143x10-3(F)min"X；*-X= 5.29x10-3 =2.47(2)吸收劑的質(zhì)量流量F=1.5X(F).=1.5X2.47=3.71FFminFC=3.71FB=3.71Xq加(1-y1)/22.4=3.71X1000X(1-1.43X10-2)/22.4=163kmol?h-1qmC=FCXMC=163X18=2.93X103kg?h-1⑶出口溶液的摩爾比(比摩爾分?jǐn)?shù))由FB(Y1-Y2)=FCX1=Y-Y+X2(X]-X2)得1.45x10-2-1.43x10-33.71+0=3.52X10-334.10分(3727)(1)傳熱速率:2800'=q'-c?(T'-T)=mp2r3600X4.18X103X(45-20)=8.13X104W(2)傳熱面積:AT=m60.1+35.12=47.6°CQ 8.13x104人=KATm=1000x47.6Hlm2(3)管長：L"J"…=1.5mn兀d19x3.14x0.01935.10分(2187)dupdup—1-^1=—^2~2日日1 2273+90273+20=1.24)273+90273+20=1.24)=2.5d

—1—

0.1d1P 1—1.24p118.221.5=17.1m?s-1)(PH136.10分(2162)證明：水平時，由伯努利方程得:-△P=PA-PB=P?hf ①hf 直管阻力造成的能量損失(J?kg-1)壓降-Ap與壓差計讀數(shù)的關(guān)系：-AP=[PR-P]gR ②ph由式①、式②得：r=——r[p-p攻R傾斜時，同理：-AP'=PA'-PB'=p?hf'+ghp且-Ap-=(pr-p)R-g+ghp ⑤比較式④、式⑤得:由于水平和傾斜時，則hf比較式④、式⑤得:由于水平和傾斜時，則hf=hf,故R=R，。37.10分(4919)R’ph'f(p-p)gR管徑、管長和流量均不變⑴」一外=Fd+Fw=100」FfMWw即100X0.60=FdX0.96+FwX0.040.92Fd=60-4=56貝Fd=60.9kmol?h-1Fw=39.1kmol?h-1餾出液平均摩爾質(zhì)量:Md=0.96X78+0.04X92=74.6kg?kmol-1殘液平均摩爾質(zhì)量：Mw=0.04X78+(1-0.04)X92=91.4kg?kmol-1餾出液量：qmd=60.9X74.9=4561kg?h-1殘液量：qmw=39.1X91.4=3574kg?h-1(2)q=1 FV'=FV=150kmol?h-1 FL=Fy-Fd=150-60.9=89.1kmol?h-1

R=7=1.46F 60.9“R xd 1.46“ 0.96⑶