化工原理第四版课后习题答案(王志魁编)全

1、化工原理（第四版）习题解答王志魁编年月目 录绪论 1第一章 流体流动 2第二章 流体输送机械23第三章 沉降与过滤 33第四章 传热 39第五章 吸收 63第六章 蒸馏 86第七章 干燥 116*?,bB?.?:第四章 传 热热传导【4-2】有一冷藏室，其保冷壁是由30mm厚的软木做成的。软木的热导率=0.043 W/(m)。若外表面温度为28，内表面温度为3，试计算单位表面积的冷量损失。解 已知，则单位表面积的冷量损失为【4-4】燃烧炉的平壁由下列三层材料构成：耐火砖层，热导率=1.05W/(m)，厚度；绝热砖层，热导率=0.151W/(m)；普通砖层，热导率=0.93W/(m)。耐火砖层内

2、侧壁面温度为1000，绝热砖的耐热温度为940，普通砖的耐热温度为130。(1) 根据砖的耐热温度确定砖与砖接触面的温度，然后计算绝热砖层厚度。若每块绝热砖厚度为230mm，试确定绝热砖层的厚度。(2) 若普通砖层厚度为240mm，试计算普通砖层外表面温度。解 (1)确定绝热层的厚度温度分布如习题4-4附图所示。通过耐火砖层的热传导计算热流密度q。 习题4-4附图绝热砖层厚度的计算每块绝热砖的厚度为，取两块绝热砖的厚度为。(2) 计算普通砖层的外侧壁温先核算绝热砖层与普通砖层接触面处的温度小于130，符合要求。通过普通砖层的热传导，计算普通砖层的外侧壁温。【4-6】某工厂用的无缝钢管输送水蒸气

3、。为了减少沿途的热损失，在管外包两层绝热材料，第一层为厚30mm的矿渣棉，其热导率为；第二层为厚30mm的石棉灰，其热导率为。管内壁温度为300，保温层外表面温度为40。管路长50m。试求该管路的散热量。解 【4-7】水蒸气管路外径为108mm，其表面包一层超细玻璃棉毡保温，其热导率随温度的变化关系为。水蒸气管路外表面温度为150，希望保温层外表面温度不超过50，且每米管路的热量损失不超过。试确定所需保温层厚度。解 保温层厚度以b表示已知解得保温层厚度为保温层厚度应不小于13.3mm对流传热【4-9】空气以的流速通过的钢管，管长。空气入口温度为32，出口温度为68。(1)试计算空气与管壁间的对

4、流传热系数。(2)如空气流速增加一倍，其他条件均不变，对流传热系数又为多少？(3)若空气从管壁得到的热量为，钢管内壁的平均温度为多少。解 已知(1)对流传热系数计算空气的平均温度 查得空气在时的物性数据，空气被加热，Pr的指数雷诺数 湍流对流传热系数 (2)空气流速增加一倍，对流传热系数为(3)若空气从管壁得到的热量为，计算钢管内壁平均温度用式计算钢管内壁的平均温度。已知空气进出口平均温度 在第(1)项中已计算出对流传热系数 钢管内表面积为 钢管内壁平均温度 【4-10】温度为10、压力为101.3kPa的空气，以的流速在列管式换热器管间沿管长方向流动，空气出口温度为30。列管式换热器的外壳内

5、径为190mm，其中装有37根的钢管，钢管长度为2m。试求钢管外表面对空气的对流传热系数。解 已知空气压力，温度，空气的平均温度 查得空气在20的物性数据为：密度，比热容，热导率，黏度，普朗特数，空气被加热，Pr的指数空气流动的截面积 湿润周边 当量直径 已知空气的流速 雷诺数 湍流对流传热系数 【4-11】有一套管式换热器，内管为，外管为的钢管，内管的传热管长为2m。质量流量为的甲苯在环隙中流动，进口温度为72，出口温度为38。试求甲苯对内管外表面的对流传热系数。解甲苯的温度 ，平均温度甲苯在55的物性数据有：密度，比热容，热导率=0.128W/(m)，黏度甲苯的质量流量 体积流量 甲苯在环

6、隙中的流速计算套管的内管外径，外管内径，流速 甲苯对内管外表面的对流传热系数计算套管环隙的当量直径湍流甲苯被冷却 两流体间传热过程的计算 【4-16】用冷却水使流量为的硝基苯从355K冷却到300K，冷却水由15升到35，试求冷却水用量。若将冷却水的流量增加到，试求冷却水的出口温度。解 硝基苯流量，平均温度比热容硝基苯的放热量 (1) 冷却水用量计算 平均温度比热容，密度(2) 用水量时，求？用水量增大，水出口温度应降低。先假设水的比热容及密度不变。从上面的计算式可知成反比，故假设水的平均温度 查得水的比热容，密度计算 与假设相符。【4-17】在一换热器中，用水使苯从80冷却到50，水从15升

7、到35。试分别计 算并流操作及逆流操作时的平均温度差。解 (1)并流操作苯 水 (2) 逆流操作苯 水 【4-19】用绝对压力为300kPa的饱和水蒸气将体积流量为的苯胺从80加热到100。苯胺在平均温度下的密度为，比热容为。试计算：(1)水蒸气用量；(2)当总传热系数为时所需传热面积。解 (1)水的比汽化热，苯胺体积流量，苯胺吸收的热量为 水蒸气用量 (2) 计算传热面积A 已知，水蒸气的。水蒸气 133.3 133.3 苯胺 【4-20】有一套管式换热器，内管为的钢管，内管中有质量流量为的热水，从90冷却到60。环隙中冷却水从20升到50。总传热系数。试求：(1)冷却水用量；(2)并流流动

8、时的平均温度差及所需传热面积；(3)逆流流动时的平均温度差及所需传热面积。解 (1)冷却水用量计算热水平均温度 冷水平均温度 热量衡算(2) 并流热水 冷水 传热面积 (3) 逆流热水 传热面积 【4-23】测定套管式换热器的总传热系数。数据如下：甲苯在内管中流动，质量流量为5000kg/h，进口温度为80，出口温度为50。水在环隙流动，进口温度为15，出口温度为30。水与甲苯逆流流动，传热面积为。问所测得的总传热系数为多大？解 甲苯，, 热负荷 【4-24】在一套管换热器中，内管中流体的对流传热系数，内管外侧流体的对流传热系数。已知两种流体均在湍流条件下进行换热。试回答下列两个问题：(1)假

9、设内管中流体流速增加一倍；(2)假设内管外侧流体流速增加两倍。其他条件不变，试问总传热系数增加多少？以百分数表示。管壁热阻及污垢热阻可不计。解 已知(1) 内管中流体流速增加一倍， 增加37%(2) 增加27. 6%增大小者，对增大K有利。【4-25】有一套管式换热器，内管为，外管为。内管中有流量为的苯被加热，进口温度为50，出口温度为80。套管的环隙中有绝对压力为200kPa的饱和水蒸气冷凝放热，冷凝的对流传热系数为。已知内管的内表面污垢热阻为，管壁热阻及管外侧污垢热阻均不计。试计算：(1)加热水蒸气用量；(2)管壁对苯的对流传热系数；(3)完成上述处理量所需套管的有效长度；(4)由于某种原

10、因，加热水蒸气的绝对压力降至140kPa。这时，苯出口温度有何变化？应为多少度（设苯的对流传热系数值不变，平均温度差可用算术平均值计算）。解 苯平均温度，热负荷 (1) 水蒸气用量(2) 苯的对流传热系数湍流苯被加热 (3)管长 以管内表面积A1为基准(4) 水蒸气绝对压力时，苯的出口温度。时，【4-26】在一套管换热器中，用绝对压力为200kPa的饱和水蒸气使流量为的氯化苯从30加热到70，氯化苯在内管中流动。因某种原因，氯化苯的流量减小到，但进、出口温度欲保持不变。为此，想把水蒸气压力降低一些，试问水蒸气的绝对压力应降到多少（两种情况下，管内氯化苯均为湍流流动，并且其对流传热系数比水蒸气冷

11、凝的对流传热系数小很多。因此，水蒸气冷凝的热阻及管壁热阻均可忽略不计）？解 水蒸气绝对压力氯化苯的流量 热负荷成正比，氯化苯的对流传热系数的关系为氯化苯的流量减小到，总传热系数 水蒸气温度 压力 【4-27】欲将体积流量为（标准状况）的常压空气，用绝对压力为200kPa的饱和水蒸气加热，空气从10加热到90。现有一列管式换热器，其规格如下：钢管直径，管长1.6m，管数271根。如用此换热器，使空气在管内流动，水蒸气在管外冷凝，试验算此换热器面积是否够用？水蒸气冷凝时的对流传热系数可取为。解 空气的平均温度空气的物性参数 ， 空气流量 热负荷 水蒸气 平均温度差 空气流速 湍流已有换热器的传热面

12、积为 够用【4-28】有一钢制套管式换热器，质量流量为的苯在内管中，从80冷却到50。冷却水在环隙中从15升到35。已知苯对管壁的对流传热系数为，管壁对水的对流传热系数为。计算总传热系数时，忽略管壁热阻，按平壁计算。试回答下列问题：(1)计算冷却水消耗量；(2)计算并流流动时所需传热面积；(3)如改变为逆流流动，其他条件相同，所需传热面积将有何变化？解 总传热系数K的计算已知苯 热负荷 (1) 冷却水消耗量(2) 并流的传热面积A(3) 逆流时的传热面积A逆流与并流比较，由于逆流的温度差较大，所以传热面积小了一些。【4-29】 在一传热面积为20m2的列管式换热器中，壳程用110的饱和水蒸汽冷

13、凝以加热管程中的某溶液。溶液的处理量为2.5104kg/h，比热容为4kJ/(kgK)。换热器初始使用时可将溶液由20加热至80。（1）该换热器使用一段时间后，由于溶液结垢，其出口温度只能达到75，试求污垢热阻值；（2）若要使溶液出口温度仍维持在80，在不变动设备的条件下可采取何种措施？做定量计算。解：原工况条件下的对数平均温差：此操作条件下的总传热系数：W/ (m2K)（1） 使用一年后，溶液出口温度下降至75，此时的对数平均温差为总传热系数 W/(m2K)污垢热阻 m2K/W（2） 在不变动设备的条件下，可通过提高加热蒸汽的温度使溶液出口温度仍然维持在80。此时传热温差为即 由此解得 【4

14、-30】有一单管程的列管式换热器，其规格如下：管径为，管长为3m，管数为37根。今拟采用此换热器冷凝并冷却的饱和蒸气，自饱和温度46冷却到10。在管外冷凝，其流量为，比汽化热为。冷却水在管内，进口温度为5，出口温度为32。逆流流动。已知的冷凝和冷却时的总传热系数分别为和（以内表面积为基准）。试问此换热器是否合适？ 习题4-30附图解 质量流量，冷凝段，的比汽化热冷凝段热负荷 冷却段 冷却段热负荷 冷却水 冷却水用量 水在两段之间的温度，用冷却段热负荷计算。冷凝段平均温度差为 冷却段平均温度差为 冷凝段传热面积为 冷却段传热面积为 总传热面积 现有换热器的传热面积按传热管内表面积计算 传热面积够

15、用。第五章 吸收气液相平衡【5-4】 l00g水中溶解，查得20时溶液上方的平衡分压为798Pa。此稀溶液的气液相平衡关系服从亨利定律，试求亨利系数E(单位为)、溶解度系数H单位为和相平衡常数m。总压为。解 液相中的摩尔分数气相中的平衡分压 亨利系数 液相中的浓度 溶解度系数 液相中的摩尔分数 气相的平衡摩尔分数 相平衡常数 或 【5-7】温度为20，总压为时，CO2水溶液的相平衡常数为m=1660。若总压为时，相平衡常数m为多少？温度为20时的亨利系数E为多少?解 相平衡常数m与总压p成反比， 时亨利系数 【5-9】CO2分压力为50kPa的混合气体，分别与CO2浓度为的水溶液和CO2浓度为

16、的水溶液接触。物系温度均为25，气液相平衡关系。试求上述两种情况下两相的推动力（分别以气相分压力差和液相浓度差表示），并说明CO2在两种情况下属于吸收还是解吸。解 温度，水的密度为混合气中CO2的分压为水溶液的总浓度水溶液(1) 以气相分压差表示的吸收推动力液相中CO2的浓度水溶液液相中CO2的摩尔分数与液相平衡的气相平衡分压为气相分压差表示的推动力 （吸收） 液相中CO2的浓度水溶液液相中CO2的摩尔分数与液相平衡的气相平衡分压为气相分压差表示的推动力 （解吸）(2) 以液相浓度差表示的吸收推动力与气相平衡的液相组成为平衡的液相浓度 液相中CO2的浓度水溶液液相浓度差表示的推动力为 （吸收）

17、液相中CO2的浓度水溶液液相浓度差表示的推动力为 （解吸）吸收过程的速率【5-12】用清水在吸收塔中吸收混合气中的溶质A，吸收塔某截面上，气相主体中溶质A的分压为5kPa，液相中溶质A的摩尔分数为0.015。气膜传质系数，液膜传质系数。气液平衡关系可用亨利定律表示，相平衡常数。总压为。试求：(1)气相总传质系数，并分析吸收过程是气膜控制还是液膜控制；(2)试求吸收塔该截面上溶质A的传质速率。解 (1)气相总传质系数 气膜阻力，液膜阻为。气膜阻力与总阻力的比值为，为气膜控制。(2)传质速率【5-13】根据及，试将传质速率方程变换成的形式。有何关系。解 式中 式中 吸收塔的计算【5-15】在一吸收

18、塔中，用清水在总压、温度20条件下吸收混合气体中的CO2，将其组成从2%降至0.1%（摩尔分数）。20时CO2水溶液的亨利系数。吸收剂用量为最小用量的1.2倍。试求：(1)液-气比L/G及溶液出口组成。(2)试求总压改为时的L/G及。解 (1)总压(2) 总压时的从上述计算结果可知，总压从0.1MPa增大到1MPa，溶液出口组成从增加到。【5-16】用煤油从苯蒸气与空气的混合物中回收苯，要求回收99%。入塔的混合气中含苯2%（摩尔分数）；入塔的煤油中含苯0.02%（摩尔分数）。溶剂用量为最小用量的1.5倍，操作温度为50，压力为100kPa，相平衡关系为，气相总传质系数。入塔混合气单位塔截面上

19、的摩尔流量为。试求填料塔的填料层高度，气相总传质单元数用对数平均推动力法及吸收因数法的计算式计算。解 (1)气相总传质单元高度计算入塔混合气的流量 惰性气体流量 (2) 气相总传质单元数计算，回收率吸收因数法计算 对数平均推动力法计算 (3)填料层高度Z计算【5-17】混合气含CO2体积分数为10%，其余为空气。在30、2MPa下用水吸收，使CO2的体积分数降到0.5%，水溶液出口组成（摩尔比）。混合气体处理量为（按标准状态，），塔径为1.5m。亨利系数，液相体积总传质系数。试求每小时用水量及填料塔的填料层高度。解 (1)用水量计算，混合气流量 惰性气体流量 用水量 (2) 填料层高度Z计算水

20、溶液的总浓度 体积传质系数 液相总传质单元高度 对数平均推动力法计算气液相平衡常数 液相总传质单元数吸收因数法计算 填料层高度 【5-19】某厂有一填料塔，直径880mm，填料层高6m，所用填料为50mm瓷拉西环，乱堆。每小时处理混合气（体积按计），其中含丙酮摩尔分数为5%。用清水作吸收剂。塔顶送出的废气含丙酮摩尔分数为0.263%。塔底送出来的溶液，lkg含丙酮61.2g。根据上述测试数据计算气相体积总传质系数。操作条件下的平衡关系为。上述情况下，每小时可回收多少千克丙酮？若把填料层加高3m，可以多回收多少丙酮？解 (1)计算体积总传质系数先从已知数据求相平衡常数 塔底排出的水溶液，每l00

21、0g含丙酮61.2g丙酮的摩尔质量为传质单元数 也可用吸收因数法计算从教材图5-23查得或用计算式求出 =8.03已知填料层高度，计算再从式 计算惰性气体流量理想气体在时的摩尔体积为在下的摩尔体积为塔截面积 体积总传质系数(2)每小时丙酮回收量为(3)填料层加高则 从教材图5-23查得 填料层时，丙酮的回收量为多回收丙酮 也可以如下计算【5-20】有一填料吸收塔，用清水吸收混合气中的溶质A，以逆流方式操作。进入塔底混合气中溶质A的摩尔分数为1%，溶质A的吸收率为90%。此时，水的流量为最小流量的1.5倍。平衡线的斜率m=l。试求：(1)气相总传质单元数；(2)若想使混合气中溶质A的吸收率为95

22、%，仍用原塔操作，且假设不存在液泛，气相总传质单元高度不受液体流量变化的影响。此时，可调节什么变量，简便而有效地完成任务？试计算该变量改变的百分数。解 已知(1)计算气相总传质单元数(2)要想使吸收率从90%提高到95%，可增大吸收剂用量填料层高度 对于已有的填料塔，其填料层高度已定，吸收剂用量改变不会改变。因此，不会改变，仍为。新工况下， 用与，从图523查得为了使吸收率从90%提高到95%，LG需要从1.35增加到2.1，增加的百分数为第六章 蒸 馏相平衡【6-3】 甲醇(A)-丙醇(B)物系的汽液平衡服从拉乌尔定律。(1) 试求温度、液相组成（摩尔分数）时的汽相平衡组成与总压。(2) 试

23、求总压为、液相组成（摩尔分数）时的汽液相平衡温度与汽相组成。(3) 试求液相组成、汽相组成时的平衡温度与总压。组成均为摩尔分数。用Antoine方程计算饱和蒸气压(kPa)甲醇 丙醇 式中t为温度，。解 (1) )时，总压 汽相组成 (2) 已知时，甲醇沸点为64.7，丙醇沸点为97.2，所求汽液相平衡温度必在64.7与97.2之间。假设 计算液相组成 计算的值大于已知的值，故所假设的温度偏小，重新假设大一点的进行计算。将3次假设的与计算的值列于下表，并在习题6-3附图1上绘成一条曲线，可知时的平衡温度。习题6-3附表计算次数第一次第二次第三次假设7580850.5480.3870.252习题

24、6-3 附图1时，汽相组成 (3)已知 计算待求的温度t，就是时的温度，用试差法计算。假设，大于3.5温度t越小，则就越大，故所假设的t偏小。假设用比例内插法求时的温度t在此温度下，则故为待求的温度总压 【6-4】 甲醇(A)-乙醇(B)溶液（可视为理想溶液）在温度20下达到汽液平衡，若液相中甲醇和乙醇各为l00g，试计算汽相中甲醇与乙醇的分压以及总压，并计算汽相组成。已知20时甲醇的饱和蒸气压为11.83kPa，乙醇为5.93kPa。解 甲醇和乙醇的摩尔质量分别为32和46。甲醇为易挥发组成，液相组成为 摩尔分数甲醇分压 乙醇分压 总压 汽相组成 【6-5】总压为120kPa，正戊烷(A)与

25、正己烷(B)汽相混合物的组成为0.6（摩尔分数），冷却冷凝到55，汽液相呈平衡状态。试求液相量与汽相量之比值（摩尔比）。此物系为理想物系。55下纯组务的饱和蒸气压分别为。解 液相组成 汽相组成 液相量L与汽相量V之比值（摩尔比）物料衡算及恒摩尔流量假设【6-9】在压力为的连续操作的精馏塔中分离含甲醇30%（摩尔分数）的甲醇水溶液。要求馏出液组成为0.98，釜液组成为0.01，均为摩尔分数。试求：(1)甲醇的回收率。(2)进料的泡点。解 操作压力摩尔分数(1) 甲醇回收率计算(2) 进料的泡点计算在下甲醇的沸点为64.7，水的沸息为100，进料的泡点必在与之间。假设，计算液相组成 计算的值大于已

26、知的值，故所假设的温度偏小，再假设大些的，重新计算。将3次假设的与计算的值列于下表，并在习题6-9附图中绘成一条曲线，可知时的泡点为。习题6-9附表计算次数第一次第二次第三次假设7080850.7450.4040.275 进料热状态参数【6-12】在下连续操作的精馏塔中分离甲醇-水溶液。进料流量为，进料中甲醇的组成为（摩尔分数），馏出液流量为，回流比。甲醇-水汽液相平衡数据见附录。(1)若进料为40的液体，试求进料热状态参数q值，并计算精馏段及提馏段的下降液体流量及上升蒸气流量；(2)若进料为汽液混合物，汽液比为7:3，试求值。解(1) 从甲醇-水的汽液相平衡数据可知，时，溶液的泡点。从附录查

27、得，甲醇在78时的比汽化热为。甲醇的摩尔质量为，故其摩尔汽化热为 。水在78 0C时的比汽化热为，其摩尔汽化热为。进料的摩尔汽化热为进料从40升至78的平均温度为从附录查得甲醇在59时的比热容为，其摩尔热容为。水的比热容为，其摩尔热容为。进料的平均摩尔热容为进料热状态参数精馏段下降液体量 提馏段下降液体量 精馏段上升蒸气量 提馏段上升蒸气量 (2) 操作线方程与线方程【6-13】在一常压下连续操作的精馏塔中分离某双组分溶液。该物系的平均相对挥发度。(1)离开塔顶第二理论板的液相组成（摩尔分数），试求离开该板的汽相组成；(2)从塔顶第一理论板进入第二理论板的液相组成（摩尔分数），若精馏段的液-汽

28、比L/V为2/3，试用进、出第二理论板的汽液两相的物料衡算，计算从下面第三理论板进入第二理论板的汽相组成，如习题6-13附图所示；(3)若为泡点回流，试求塔顶回流比R；(4)试用精馏段操作线方程，计算馏出液组成。习题6-13附图解 (1)因为是理论板，为平衡关系。用相平衡方程从。(2) 已知。第二板易挥发组分的物料衡算为 (3) 计算回流比R(4) 精馏段操作线方程将代入，求得【6-15】某连续操作的精馏塔，泡点进料。已知操作线方程如下，精馏段 提馏段 试求塔顶液体回流比R、馏出液组成、塔釜汽相回流比R、釜液组成及进料组成。解 (1) 回流比R精馏段操作线方程的，求得。(2) 馏出液组成精馏段

29、操作线方程的，求得（摩尔分数）。(3) 塔釜汽相回流比R由提馏段操作线方程的，求得。(4) 釜液组成由提馏段操作线方程的，求得。(5) 进料组成泡点进料时，将代入式求得 另一解法：因泡点进料，则线为垂直线，两操作线交点的横坐标为。由精馏段操作线 与提馏段操作线 联立求解，可得 【6-16】在一连续操作的精馏塔中分离含50%（摩尔分数）正戊烷的正戊烷-正己烷混合物。进料为汽液混合物，其中汽液比为1:3（摩尔比）。常压下正戊烷-正己烷的平均相对挥发度，试求进料中的汽相组成与液相组成。解 进料中的汽相组成与液相组成为相平衡关系，为线方程与相平衡曲线的交点坐标。因此，用线方程与相平衡方程可求解与。汽液

30、混合物进料时 线方程 相平衡方程 由式(1)与式(2)，求得式(1)的另一求法：用进料的物料衡算进料量，其中液相量，汽相量理论板数计算习题6-17附图1【6-17】想用一连续操作的精馏塔，分离含甲醇0.3摩尔分数的水溶液。要求得到含甲醇0.95摩尔分数的馏出液及含甲醇0.03摩尔分数的釜液。回流比，操作压力为。在饱和液体进料及冷液进料的两种条件下，试用图解法求理论板数及加料板位置。下的甲醇-水溶液相平衡数据，见附录。解 已知。(1)饱和液体进料，精馏段操作线在y轴上的截距为线为通过的垂直线。如习题6-17附图1所示，理论板数为11（包括蒸馏釜），加料板为第8板。(2) 冷液进料，精馏段操作线在

31、轴上的截距为 q=1.07，q线的斜率为 从图中对角线上点F绘斜率为15.3的q线。如习题6-17附图2所示，理论板数为10（包括蒸馏釜），加料板为第7板。习题6-17附图2【6-18】想用一常压下连续操作的精馏塔分离苯的质量分数为0.4的苯-甲苯混合液。要求馏出液中苯的摩尔分数为0.94，釜液中苯的摩尔分数为0.06。塔顶液相回流比R=2，进料热状态参数q=1.38，苯-甲苯溶液的平均相对挥发度=2.46。试用逐板法计算理论板数及加料板位置。解 先将进料组成由质量分数0.4换算为摩尔分数。苯的摩尔质量为78，甲苯的摩尔质量为。已知。相平衡方程 精馏段操作线方程 塔釜汽相回流比 提馏段操作线方

32、程 两操作线交点的横坐标 理论板数计算：先交替使用相平衡方程(1)与精馏段操作线方程(2)计算如下第7板为加料板。以下交替使用提馏段操作线方程(3)与相平衡方程(1)计算如下总理论板数为11（包括蒸馏釜），精馏段理论板数为6，第7板为加料板。最小回流比【6-20】想用一连续操作的精馏塔分离含甲醇0.3摩尔分数的水溶液，要求得到含甲醇0.95摩尔分数的馏出液。操作压力为。在饱和液体进料及冷液进料的两种条件下，试求最小回流比。下的甲醇一水溶液相平衡数据见附录。解 已知。(1) 饱和液体进料此时，操作线与平衡线交点P的坐标为 （从相平衡数据上查得）最小回流比 或由精馏段操作线的截距计算，截距为最小回

33、流比 (2) 冷液进料， 习题6-20附图q线的斜率 操作线与平衡线交点P的坐标为 最小回流比 或由精馏段操作线截距计算Rmin，其截距为 最小回流比 【6-22】用常压下操作的连续精馏塔中分离苯-甲苯混合液。进料中含苯0.4摩尔分数，要求馏出液含苯0.97摩尔分数。苯-甲苯溶液的平均相对挥发度为2.46。试计算下列两种进料热状态下的最小回流比：(1)冷液进料，其进料热状态参数；(2)进料为汽液混合物，汽液比为3：4。解 汽液相平衡方程为已知(1) 冷液进料，线方程为 由q线方程与相平衡方程解得最小回流比 (2) 汽液混合物进料，q线方程为 由q线方裎与相平衡方程解得最小回流比 理论板数的简捷

34、计算法【6-23】用常压下连续操作的精馏塔分离含苯0.4摩尔分数的苯-甲苯溶液。要求馏出液含苯0.97摩尔分数，釜液含苯0.02摩尔分数。塔顶回流比为2.2，泡点进料。苯-甲苯溶液的平均相对挥发度为2.46。试用简捷计算法求所需理论板数。解 已知用芬斯克方程计算全回流时的最少理论板数 计算最小回流比已知泡点进料，用关联式计算理论板数N将代入求得或用关联图计算理论板数N从关联图上查得 将代入，求得，取整数（包括蒸馏釜）。蒸馏塔的操作计算【6-24】分离乙醇-异丁醇混合液（理想溶液，平均相对挥发度为）的连续操作精馏塔，进料组成为，饱和液体进料，理论板数为9，进料板为第5板。若回流比，试求馏出液组成

35、及釜液组成。解 用试差法计算如下。相平衡方程 (1) 的计算假设精馏段操作线方程 两操作线交点的横坐标为 用相平衡方程(1)与精馏段操作线方程(2)计算如下从计算的可知，所假设的偏大，再假设小一点的，重新计算。将3次假设的与的数值列于表中，并在习题6-24附图1上绘成一条曲线，从曲线上可知，故所求的。习题6-24附图1习题6-24附表1计算次数第一次第二次第三次假设0.970.960.95-0.071-0.02560.007(2) 的计算时，两操作线交点的纵坐标为设塔釜汽相回流比 提馏段操作线方程 用相平衡方程(1)与提馏段操作线方程(3)，从开始逐板计算如下从计算结果可知，所假设的偏大，重新

36、假设小一点的，进行计算。将3次假设的与的数值列于表中，并在习题6-24附图2中绘出一条直线。用第二次与第三次的计算结果进行比例内插，即 求得 习题6-24附表2计算次数第一次第二次第三次假设0.050.0350.0250.03190.0111-0.0026习题6-24附图2板式塔的单板效率【6-30】有相对挥发度为2的理想溶液，用板式精馏塔分离。馏出液流量为，回流比。测得进入第板的汽液相组成分别为，若塔板以汽相组成表示的单板效率，试计算离开第板的汽液两相组成。解 第板的物料衡算整理得 (1)第板的单板效率整理得 (2)第板的汽液相平衡关系 (3)由式(1)与式(2)，得代入式(3)，得解得 代

37、入式(1)，得 第二章 流体输送机械离心泵特性【2-1】某离心泵用15的水进行性能实验，水的体积流量为540m3/h，泵出口压力表读数为350kPa，泵入口真空表读数为30kPa。若压力表与真空表测压截面间的垂直距离为350mm，吸入管与压出管内径分别为350mm及310 mm，试求泵的扬程。解 水在15时，流量压力表真空表（表压）压力表与真空表测压点垂直距离管径流速 扬程 【2-2】原来用于输送水的离心泵现改为输送密度为1400kg/m3的水溶液，其他性质可视为与水相同。若管路状况不变，泵前后两个开口容器的液面间的高度不变，试说明：(1)泵的压头（扬程）有无变化；(2)若在泵出口装一压力表，

38、其读数有无变化；(3)泵的轴功率有无变化。解 (1)液体密度增大，离心泵的压头（扬程）不变。（见教材） (2)液体密度增大，则出口压力表读数将增大。 (3)液体密度增大，则轴功率将增大。【2-3】某台离心泵在转速为1450r/min时，水的流量为18m3/h，扬程为20m(H2O)。试求：(1)泵的有效功率，水的密度为1000kg/m3; (2)若将泵的转速调节到1250r/min时，泵的流量与扬程将变为多少？解 (1)已知有效功率 (2) 转速 时流量，扬程柱转速 流量 扬程 柱管路特性曲线、工作点、等效率方程【2-4】用离心泵将水由敞口低位槽送往密闭高位槽，高位槽中的气相表压为98.1kP

39、a，两槽液位相差4m且维持恒定。已知输送管路为f45mm2.5mm，在泵出口阀门全开的情况下，整个输送系统的总长为20m（包括所有局部阻力的当量长度），设流动进入阻力平方区，摩擦系数为0.02。在输送范围内该离心泵的特性方程为（的单位为m3/s，H的单位为m）。水的密度可取为1000kg/m3。试求：（1）离心泵的工作点；（2）若在阀门开度及管路其他条件不变的情况下，而改为输送密度为1200 kg/m3的碱液，则离心泵的工作点有何变化？解 （1）管路特性方程 其中 故管路特性方程 离心泵特性方程 两式联立 得工作点下的流量与压头，（2）当改送密度为1200 kg/m3的碱液时，泵特性方程不变，

40、此时管路特性方程 流动进入阻力平方区，且阀门开度不变，则k不变。因此管路特性方程变为将该方程与泵特性方程联立 得新工作点下流量及压头 ，习题2-5a附图【2-5】在一化工生产车间，要求用离心泵将冷却水由贮水池经换热器送到另一敞口高位槽，如习题2-5附图所示。已知高位槽液面比贮水池液面高出10m，管内径为75mm，管路总长（包括局部阻力的当量长度在内）为400m。流体流动处于阻力平方区，摩擦系数为0.03。流体流经换热器的局部阻力系数为。离心泵在转速时的特性曲线数据见下表。 00.0010.0020.0030.0040.0050.0060.0070.0082625.524.5232118.515

41、.5128.5 试求：(1)管路特性方程；(2)工作点的流量与扬程；(3)若采用改变转速的方法，使第(2)问求得的工作点流量调节到，应将转速调节到多少？（参看例2-3）。解 已知 (1) 管路特性方程 (2) 工作点的流量与扬程管路特性曲线的与H计算值如下 0 0.001 0.002 0.003 0.004 0.005 0.006 0.007 0.008 10 10.5 12 14.5 18 22.6 28 34.6 42.1工作点流量，扬程(3) 将工作点流量从调节到，泵的转速应由调节到多少？将代入管路特性方程，求得等效率方程 系数 得等效率方程 等效率方程的计算值如下 0 0.001 0.

42、002 0.003 0.004 0.0045 0 1.31 5.24 11.8 21 26.5从的泵特性曲线与等效率曲线的交点D，得到习题2-5b附图流量为时的转速为转速变化小于20%，效率基本不变。离心泵的并联及串联习题2-7附图【2-6】若习题2-5第2问改为两台泵并联操作，管路特性曲线不变，试求泵工作点的流量与扬程。解 习题2-6附图中点A为工作点流量，扬程水柱习题2-6附图【2-7】若习题2-4第2问改为两台泵串联操作，管路特性曲线不变，试求工作点的流量与扬程。解 习题2-7附图中点A为工作点，流量，扬程水柱离心泵的安装高度【2-8】用型号为的离心泵，将敞口水槽中的水送出，吸入管路的压

43、头损失为，当地环境大气的绝对压力为98kPa。试求：(1)水温20时泵的安装高度，(2)水温80时泵的安装高度。解 已知环境大气压力（绝压）吸入管，查得泵的汽蚀余量(1) 20的水，饱和蒸气压，密度最大允许安装高度为输送20水时，泵的安装高度(2) 80的水，饱和蒸气压，密度最大允许安装高度为输送80水时，泵的安装高度【2-9】 用离心泵将密闭容器中的有机液体送出，容器内液面上方的绝压为85kPa。在操作温度下液体的密度为850kg/m3，饱和蒸汽压为72.12kPa。吸入管路的压头损失为1.5m，所选泵的允许汽蚀余量为3.0m。现拟将泵安装在液面以下2.5m处，问该泵能否正常操作？解 泵的最

44、大允许安装高度而实际安装高度Hg实，说明此泵安装不当，泵不能正常操作，会发生汽蚀现象。为保证泵的正常操作，泵应至少安装在液面下方3.5m或更低。习题2-10附图【2-10】 用离心泵输送80热水，今提出如下两种方案（见习题2-10附图）。若两方案的管路长度（包括局部阻力的当量长度）相同，离心泵的汽蚀余量。试问这两种流程方案是否能完成输送任务？为什么？环境大气压力为。解 水在80时饱和蒸气压，密度，汽蚀余量，大气压力最大允许安装高度为第(2)方案的安装高度，大于，不能完成输送任务。第(1)方案的安装高度若则水柱时可以用。离心泵的选用【2-11】用离心泵从江中取水送入贮水池内，池中水面高出江面20

45、m，管路长度（包括局部阻力的当量长度）为45m。水温为20，管壁相对粗糙度。要求输水量为。(1)试选择适当管径；(2)试选择一台离心泵。解 20水的最大流量(1)管径d从教材表1-3中选管路中水的流速选公称直径65mm的低压流体输送用焊接钢管管径为，内径最后计算流速 此流速在表1-4中的范围内(2)选离心泵扬程 查得扬程 有效功率 设泵的效率轴功率 选用离心泵其流量范围为，扬程范围为，转速为，轴功率为，汽蚀余量。【2-12】有一台离心泵的额定流量为16.8m3/h，扬程为18m。试问此泵是否能将密度为1060kg/m3，流量为250L/min的液体，从敞口贮槽向上输送到表压为30kPa的设备中

46、？敞口贮槽与高位设备的液位垂直距离为8.5m。管路的管径为，管长为124m（包括直管长度与所有管件的当量长度），摩擦系数为0.03。解 流量流速 压头 液柱流量与压头都略小于额定值，该泵可以用。往复泵【2-13】有一台双动往复泵，其活塞的行程为300mm，活塞直径为180mm，活塞杆直径为50mm。若活塞每分钟往复55次，其理论流量为若干？又实验测得此泵在26.5min内能使一直径为3m的圆形贮槽的水位上升2.6m，试求泵的容积效率（即实际流量/理论流量）。解 活塞行程，活塞直径，活塞截面积活塞杆直径，活塞杆截面积活塞往复频率 理论流量 实际流量 容积效率 气体输送机械【2-14】有一台离心式通风机进行性能实验，测得的数据如下：空气温度为20，风机出口的表压为230Pa，入口的真空度