化工原理计算题

1、计算题2 化工原理试卷(计算题)分数班级姓名一、计算题(共43题320分)TOC o 1-5 h z5分(2823)L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10m,水面高度均保持不变。输水管内径A为68mm,管道阻力造成的总能量损失为20Jkg-1,试问泵需给每千克的水提供多|j,少能量？10分(3758)一单程列管换热器，平均传热面积A为200m2。310C的某气体流过壳程，被加热到445C,另一种580C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8000kgh-1和5000kgh-1,平均比定压热容均为1.05kJkg-1K-1。如果

2、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。5分(2466)已知20C水在0109mmX4.5mm的导管中作连续定态流动(如图所示)，流速为3.0ms-1。液面上方的压强p=100kPa。液面至导管中心的距离为4m,求A点的表压强为多少千帕？(20C水的密度P=1000kgm-3)。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120C和70C,冷流体的进、出口温度分别为20C和60C。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80C。设冷、热流体的流量、进出口温度及物性均保持不变,试求

3、:污垢层热阻占原总热阻的百分比?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：yn+1=0.630 xn+0.361提馏段：ym+1=1.805xm-0.00966试求该塔的回流比及进料液、馏出液与残液的组成。5分(2190)精馏塔底部用蛇管加热液体的饱和水蒸气压强为1.093X105Pa,液体的密度为950kgm-3,如图采用口型管出料，塔底液面高度H保持1m。n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n形管出口处液封高度h至少应为多少米？(外界大气压强为1.013X105Pa)。10分(3708)在某套

4、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60C;油的进出口温度分别为120和70C。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？10分(4547)由矿石焙烧炉送出来的气体冷却到20C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S02。已知，在平均操作压强为101.3kPa下，气、液两相的平衡关系式为Y*=30X。在操作条件下，每小时进塔的炉气体积为1000m3,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：吸收剂的质量流量

5、；溶液出口浓度；实际操作液气比。fT*1J,:丄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=1.10m,R2=1.20m,h=3.0m,h2=1.20m,h3=1.10m,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300C与180C,重油在300C及180C时的焓分别为6.9X105Jkg-1及3.8X105Jkg-1。石油的流量为每小时6吨，进、出口温度分别为80C与170C。逆流操作，其传热系数为150Wm-2K-1。

6、试求：逆流操作时的平均温度差；逆流操作时所需的传热面积。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1000kmolh-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？5分(4935)今有苯-甲苯的混合液，已知总压强为101.33kPa，温度为100C时，苯和甲苯的饱和蒸气压分别为176.7kPa和74.4kPa。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。5分(4973)对苯-甲苯溶液进行连续精馏操作，要求将混合物分

7、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。5分(4526)已知在1.013X105Pa(绝压)下,100g水中含氨1.0g的溶液上方的平衡分压为9.87X102Pa,试求：溶解度常数H;亨利常数E;相平衡常数m。(设稀氨水的密度近于水，即为1000kgm-3)5分(3732)在某热裂化石油装置中，所产生的热裂物的温度为300C。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20C,需预热至180C,热裂物的最终温度不得低于200C。试计算热裂物与

8、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250C,问应采用并流还是逆流？此种情况下的平均温差为多少？5分(3763)在列管换热器中用水冷却油。冷却水在19mmX2mm的列管内流动，并已知列管内冷却水一侧传热膜系数a=3.50X103Wm-2K-1。热油在列管外壳程流动，列管外热油一侧传热膜系数a2=2.60X102Wm-2K-1。列管内外壁都有污垢，水侧污垢层的热阻Rs,1=3.2X10-4m2KW-1,油侧污垢层的热阻Rs2=1.08X10-4m2KW-1。管壁的导热系数九=45.0Wm-1K-1。试求:总传热系数；污垢层热阻占总热阻的百分率。10分(4972)在一连续精馏

9、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？10分(2152)如图所示，贮槽内水位恒定，距液面6m深处用一内径为80mm的钢质水管与水槽相连，管路上装有一阀门，距管路入口端3m处有一压力表，当阀门全开时，压力表的读数为2.6X104Pa(表压)。直管的摩擦系数九=0.03o管路入口处的局部阻力系数g=0.5。试求：阀门阻力引起的能量损失。5分(4968

10、)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xd=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。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2.0X103kg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64kgkmol-1o5分(2803)温度为20C的水(密度为1000kgm-3，粘度为

11、1.0X10-3Pas)流过长10.0m,内径10.0mm的导管。已知管中心水的流速为u=0.09ms-1，试求：水通过上述导管引起max的压降。5分(4546)已知20C时,SO2水溶液的亨利常数E=3.55X103kPa,试求20C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。5分(2169)计算题1计算题1 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2.8m3h-i的体积流量。拟选用022mmX3mm的钢管作导水管，出口通大气。已知室温时水的粘度为1.00X10-3Pas，密度为1000kgm-3。试计算：水在管内流速和流动时的雷诺数Re；若不

12、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。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pA,pB，pC的绝对压强(当时大气压强为0.091MPa)。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10.4m,油面上方与大气相通。罐侧壁下部有一个直径为600mm的人孔，用盖压紧。人孔的中心在罐底以上800mm。试求人孔盖上所承受的压力。5分(2190)精馏塔底部用蛇管加热液体的饱和水蒸气压强为1.093X105Pa，液体的密度为95

13、0kgm-3,如图采用口型管出料，塔底液面高度H保持1m。n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n形管出口处液封高度h至少应为多少米？(外界大气压强为1.013X105Pa)。5分(2455)一个测量水流量的转子流量计，转子的密度为1500kgm-3。当读数为100时，20C水的流量为6.00Lh-1。(1)如果该转子流量计用来测量20C丙酮的流量(密度为790kgm-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1300kgm-3)的流量，求在读数为100时的体积流量。5分(4503)在101.3kPa,25C下，用清水吸收

14、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X。5分(2470)如左图所示的测压装置中被测流体的密度P=1000kgm-3,指示液的密度Pr=1590kgm-3,图中R=100mm,R2=100mm,h1=159mm,h2=200mm。试计算E点的表压强等于多少帕？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100mm的放水管连接。管路上装有一个闸阀，距槽出口15m处安装一个水银U形压差计。当阀门关闭时，压差计读数R=640mm，h=1520mm；阀门

15、部分开启时，压差计读数R=400mm，h=1400mm。已知：直管摩擦系数九=0.025，管路入口处局部阻力系数2=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13600kgm-3)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10m,水面高度均保持不变。输水管内径为68mm,管道阻力造成的总能量损失为20Jkg-1,试问泵需给每千克的水提供多少能量？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500C。为使外壳单位长度的热损失不大于600kJh-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

16、和玻璃棉的导热系数分别为九1=0.14Wm-1K-1和九2=0.07Wm-1K-1。玻璃棉的耐热温度为400C,玻璃棉的外层温度为80C,试求:保温砖最小厚度以及此时相应的玻璃棉厚度。10分(4551)在一个填料塔内,用清水吸收氨一空气混合气中的氨。混合气中NH3的分压为1.44X103Pa,经处理后降为1.44X102Pa,入塔混合气体的体积流量为1000m3(标准)h-1。塔内操作条件为20C,1.01X105Pa时，该物系的平衡关系式为Y*=2.74X,试求：该操作条件下的最小液气比；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；在实际液气比下，出口溶液中氨的摩尔比(比摩尔分

17、数)。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80.1C)。冷却水的进、出口温度分别为20C和45C,其质量流量为2800kgh-1,水的比定压热容为4.18X103Jkg-iK-1。列管为019mmX2mm的钢管19根,并已知基于管子外表面积的总传热系数为1000Wm-2K-1。试计算：传热速率；列管长度。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100kPa，温度为90C，流速为2.5ms-1；实验设备的定性尺1寸直径为生产设备的10，试验气体为100kPa，20C的空气。为

18、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20C及90C空气的粘度分别为18.2X10-6Pas和21.5X10-6Pas。10分(2162)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P，压差计指示液的密度为%；倾斜R时B点比A点高h)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

19、为100kmolh-i。塔釜产生蒸气的摩尔流量为150kmolh-1。试问：馏出液和残液每小时各为多少千克？塔顶回流比为多大？精馏段操作线方程具体如何表达？(苯的摩尔质量为78kgkmol-1，甲苯的摩尔质量为92kgkmol-1。)10分(4943)由A，B两组分组成的混合液，在101.33kPa及80C时，A，B组分的饱和蒸气压分别为180.4kPa和47.3kPa。试求该物系的气液相平衡方程。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871

20、6kg，操作回流比为2.5，试计算：塔顶及塔底产品的摩尔流量；精馏段上升蒸气的摩尔流量及回流液的摩尔流量。10分(3764)在一传热面积为300m2的单程列管换热器中，300C的原料气流过壳方被加热到430C,反应后550C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1.00X104kgh-1,平均比定压热容均为1.05kJkg-1K-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。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P=1500kgm-3。若虹吸管AB和BC段的全部能量损失(Jkg-1

21、)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。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024mmX2mm,长1.5m的黄铜管组成。管程通冷却水。酒精的冷凝温度为78C,气化热为879kJg-1,冷却水进口温度为15C,出口温度为30C。如以管外表面积为基准的总传热系数为1000Wm-2K-1,问此冷凝器能否完成冷凝质量流量为200kgh-1的酒精蒸气?计算题 计算题 101010分(1159)丙烷与理论空气量的125%起燃烧，反应式为C3H8+5O23CO2+4H2O,若反应进行得完全，每生成100mol的烟道

22、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)5分(2823)取水池液面为11截面，贮槽水面为22截面，并以截面11为基准水平面。在截面11和22间列伯努利方程：gZi+旦1Pu2pu2+才+式中：Z1=0，Z2=10mp1=p2=0(表压)u1=u产0=20Jkg-1则泵所提供的能量为：W.e=gZ2+=9.81X10+20=98.1+20=1.2X102Jkg-110分(3758)求热气体向冷气体传递的热流速率，0:已知：冷气体的进出口温度T=310C,T=445C;12冷气体的质量流量q=8000kgh-1,则冷气体单位时间获得的热量

23、,m0=qc(T-T);mp21冷气体单位时间损失的热量,0l=0.10;热气体向冷气体传递的热流速率,0=0+0=1.1qc(T-T)8l000mp21=1.1XX1.05X103X(445-310)3600=3.47X105W求热气体最终温度,T2：由热气体热量衡算可得50000=qc(TT)=X1.05X103X(58072)=3.47X105Wmp1236002T2=342CAT二TT二580-445=135C112AT二TT=342-310=32C22113532AT=71.6C(即71.6K)m135In32e3.47X105K=AATm_200 x71.6=24.2Wm-2K-1

24、5分(2466)以槽内液面为截面11，容器与出口导管联接处为截面22，并以截面22为基准面列伯努利方程：(流体阻力可略而不计)u2pu2Z+4=Z2+212gpg22g牡羊+厶2gpg牡1000：9.81+0.46p2=34.7kPa(表压)。10分(3711)由冷、热流体的热量衡算：qc(12070)=qc(6020)(无污垢)mpmpqc(120-80)=qc、(T20)(有污垢)mpmp2则T=52C2得：120-80=J-20120706020无污垢时：AT沁1(60+50)=55Cm2有污垢时：AT沁1(68+60)=64Cm2eqc(12080)KAAT又：=亠一P=meqc(12

25、070)KAATmpm即：4050KATmKATm则K=40 x55=0.6875K5064则污垢热阻占原总电阻百分比为：1_1K1KKx100%=(一_1)x100%=(_1)x100%=45%。1务K0.687510分(4951)R(1)由=0.630得R=1.70R+1(2)xTOC o 1-5 h z由一町=0.361得xd=0.975R+1dFF由土=1.805可得-L-=2.24 HYPERLINK l bookmark59 o Current Document F一FFLwwFxwF_FLw由x=0.00966可得w一=0.00966wF(才)-1Fw将式代入式可得:x=0.01

26、20w由两操作线方程联立求解交点坐标:y=0.630 xf+0.361y=1.805xf-0.00966解得:Xf=0.315。5分(2190)已知：p=950kgm-3,pv=1.093X105Pa,p=1.013X105Pa为使液封槽中口形管出口处的气泡不逸出，则该出口处的压强pvWp+pXgXh用已知数据代入得h三0.86m10分(3708)(1)逆流时，120C-70C60C-20CAT(逆流)mAT_AT12lATln1AT260_50160ln-50二54.852)并流时，120C_T220CT2AT(并流)mln盼流pT(并流I_AT并流逆流)二kT(逆流犷Iat(逆流犷m即：1

27、00-(T-T)221100lnT-T2254.85120-TT-20224050导55-8。（并流）-X100%=:AT(并流)1x100%=仃35.8)_e（逆流）_AT(逆流)_140丿3）传热速率比原来降低的百分数为：X100%=10.5%解上两式方程得：T2=75.2C,8.10分(4547)9气体进塔浓度Y1=0.0991100-9气体出塔浓度Y2=0.099X(1-0.9)=0.0099液体进塔浓度x2=01000273惰性气体摩尔流量FB=224X293(1-009)=37.9kmolh-1与成平衡的液相组成X1*=30=0.0033F(Y-Y)吸收剂最小用量(叽=X*_%21

28、237.85X(0.099-0.0099)0.0033-0实际吸收剂用量FC=1.2(FC)min=1.23X103kmolh-1qmC=1.23X103X18=1.22X104kgh-1溶液浓度FB(Y1-Y2)=FC(X1-X2)F(Y-Y)37.9X(0.099-0.0099)X,=b_1FC1.23X103F1.23X103(3)液气比古=玮=32。F37.9B9.5分(2465)设大气压强为p0。先确定A,B,C,D点的压强:Pa=R2P(Hg)g+P0=PBpc=R1p(Hg)g+pB=p+P(H2O)g(h1-h2)R1P(Hg)g+R2P(Hg)g+P0=P+P(H2O)g(h

29、1-h2)g由此可得锅炉内表压力：p-p0=(R1+R2)P(Hg)g-(h1-h2)P(H2O)g=(1.2+1.1)X13600X9.81-(3-1.2)X1000X9.81=2.89X105Pa*.5分(3733)=1.02X103kmolh-1(1)逆流时：300C一180C170C80CAT!=130C，AT2=100C130+100-=115C(2)=qAH=436003XC6.9X105-3.8X105)=3.44X105Wm3600而=KAAT3.44x105150 x115=20m2。mA=KATm11.5分(4530)12.0.041-0.040.04096=0.0417Y

30、2=Y(1耳)=0.0417(1-0.8)=0.00834)min=FBY-Yy11000X0.96-Xm2=96.9kmolh-10.0417-0.008340.0417000126960 x0.03340.331实际用洗油量FC=1.5(FC)min=1.5X96.9=145kmolh-1o5分(4935)因为苯和甲苯的混合物为理想物系，所以AB二PL二pBo176.774.4=2.38PP0B-po-poAB1013374.4176.774.4=0.26176.7x0.2610133=0.45ax2.38x0.26或V=ABA=046 HYPERLINK l bookmark154 o

31、Current Document *i+q1)x1+(2.381)x0.26ABA13.5分(4973)苯的摩尔质量为78kmolh-1甲苯的摩尔质量为92kmolh-1计算题 计算题1310 =0.974+馏出液组成：xd=精馏段操作线方程式为：ynRx3.50.974+1=R+1x+Rld1=35+1xn+35+1=0.78x+0.216该操作线斜率为0.78,截距为0.216。14.5分(4526)pA987P101300=0.00974=9-74X10-31.0nA+nB1710010=0.0108+-17181.0nca=Vm17100+10=0.588kmolm-31000c(1)

32、H=-A*p*A0.588987=5.96X10-4kmolm-3Pa-ip*E=-xAA=9870.0108=9.14X104PaE_9.14x104m=万=0.902。15.5分(3732)(1)并流时：300C200C20C180CAT1=280C，AT2=20C“280-20AT=28=98.5Cm280In20(2)逆流时:300C200CAT=芈叫50C2(3)当石油需预热到达250C时，由于热裂物的最终温度为200C,显然不能采用并流而只能采用逆流。逆流时：300C200C250C20CAT=50C,AT=180C12AT=m180-50101.5Co180ln5016.5分(3

33、763)k1K=1S1+R+=+R+as,1九s,2a121+0.00018+0.002+0.00032+-1-2604503500=214Wm-2K-1污垢热阻R+R0.00018+0.00032s1s2总热阻1214=0.107=10.7%。17.10分(4972)(1)q=1axy=f=0714人1+(a-1)x1+(2.5-1)x0.5*f2.5x0.50.9-0.714Rmin=0.714-05=0.869R=1.5X0.869=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=Rmin而xd达最大极限值(xd)maxo(x)

34、-y(x)-0.714R=dmaxq=dmax=130miny-x0.714-05qq(xd)=0.99、dmax这时，塔板数为无穷大。18.10分(2152)对11和22截面(如图所示):ttxiTOC o 1-5 h z HYPERLINK l bookmark208 o Current Document u2lpgZ.=2(1+E+九1)+2(表压)12dp HYPERLINK l bookmark210 o Current Document 2gZ-2p/pu2=122(1+九l/d)12x9.81x6-2x2.6x104/1000-(1+0.5+0.03x3/0.08)=25.0m2

35、s-2对22和33截面：(u2=u3)pu2l2(表压)=-：2(九2)+hf(阀门)p2df则阀门阻力引起的能量损失hf(阀门)=2.6X104/1000-25X0.03Xf2=26-18.75=7.25Jkg-15分(4968)y1=xd=0.95全回流操作，y2=X=0.916Ox2.47x0.916y*=1=0964儿1+(O-1)x1+(2.47-1)x0.9161y-y0.95-0.916耳=1J=0.71。1y*-y0.964-0.916125分(4538)y1=0.08=0.08700.08Y=11-008X1*=0.087026.7=0.00326=3.26X10-32000

36、Fb(Y1-Y2)=Ga=6厂=3125kmh-13125326x10-3=9586kmolh-1F(Y-Y)(F)=B_12-CminX*-X129586x1.65x18毗=硕=285m3h-15分(2803)按umax计算雷诺数：max计算题16计算题 521 10(Re)maxdupmax0.010 x0.09x10001.0 x10-3=9002000因此流型肯定为层流，且已知平均流速u=0.5u=0.5X0.09=0.045ms-1(0.045)22maxAplu26410.0=h=九xx=xxphfd24500.01=0.144Jkg-1水流过的压降为Ap=0.144x1000=1

37、44Pa。5分(4546)M(SO2)=64,M(H2O)=180.0364x=0.030.97=0.00862+6418p*=Ex=3.55X103X0.00862=31kPa。5分(2169)(1)管内径d=22-2X3=16mm管内水流速u=2.83600 x0.785(0.016)2=3.87ms-1dup0.016x3.87x103Re=6.20X104P1x10-3(2)选高位槽水面为11截面，选管子出口为22截面，并以22截面为基准面，不计阻力损失，则pu2pu2咛才+尹召胃+才因为p1=p2=大气压,Z2=0,u严0,Z1=u222g(3.87)2=2x9.81=0.763m5

38、分(2471)P0=0.091MPa=9.1X104PapA=9.1X104+6.0X104=1.5X105Pa(绝压)442pB=9.1X104+760X1.01X105=1.5X105Pa(绝压)pC=9.1X104+0.600X1000X9.81=9.69X104Pa(绝压)。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Z1=10.4mZ2=0.8mP=0P=0.98x1000=980kgm-3P2=Pi+Pg（Zi-Z2）=0+980 x9.81x（10.4-0.8）=9.23X104Nm-2人孔盖上

39、所承受的全部压力F为：兀F=p2s=9.23X104（-x0.62）=2.61x104N5分(2190)已知：p=950kgm-3,pv=1.093X105Pa,p=1.013X105Pa为使液封槽中口形管出口处的气泡不逸出，则该出口处的压强pvWp+PXgXh用已知数据代入得h三0.86m5分(2455)转子流量计在流速较大时，丙酮与水的体积流量之比为：q（丙酮）:P（水）P-P（丙酮）V=-q（水）P（丙酮）P-P（水）V对20C的丙酮P（丙酮）=790kgm-3qV（丙酮）=8.04Lh-1qV（硫酸）=3.33Lh-1q（丙酮）1000（1500-790）6.00790（1500-10

40、00）对于P(硫酸)=1300kgm-3的硫酸q（硫酸）,1000（1500-1300）V=6.00V1300（1500-1000）5分（4503）0.0221-0.022=0.02250.0011-0.0010.0010X2=0mX因为Y*=，对于稀溶液Y*=mX1+（1-m）XF所以(才FBY-Y）=12-丿min_Y亠-Xm20.0225-0.00100.0225门545FF则y=1.3（y）.=1.3X521=677FFminBBF故X1=X2+FB1(yi-y2)=+677(0.0225-0.0010)0.0000318=3.18X10-5。5分(2470)如图列出pA，pB，pC压

41、强pA=p0+PrR1g=p0+1590X0.1X9.81=p0+1560PaPB=PA-ph1-(h2-R1)g=p0+981PaPc=Pb+PRR2g=P0+2541Pa则PE=PC-pR2g=p0+1560PaE点表压为1560Pa30.10分(2824)在贮槽液面11与测压口中心22间列伯努利方1-HhWT1lu215u2=(九d+E)苗=(.25x01+0.5)弓=4.25u；Pu2Pu2gZ1+1+才=gZ2+2+才+1p2p2工hf,(1-2)已知：P=0(表压)，u1=0,Z2=0Pu2由此可得：gZ,=2+尹+工h1p2f,(1-2)当阀门开启时：p2+pgh=P+prgR(

42、P为大气压)P2=prgR-pgh=3.963X104Pa俵压)当阀门关闭时：P+pg(Z1+h)=P+prgRRp13600 x0.64r-h=1000t52=718m程:工hf,(1-2)u213600 x104将Z.,P2和工h的值代入式：9.81X7.18=+4.25u212f,(1-2)210002解得管内流速：u2=3.42ms-1兀体积流量：qV=3.42xX0.12X3600=96.7m3h-1V45分(2823)取水池液面为11截面，贮槽水面为22截面，并以截面11为基准水平面。在截面11和22间列伯努利方程：计算题 计算题 101219gZ+u2u2+2+We=gZ2+e2

43、p+T+式中：Z1=0,Z2=10mp1=p2=0(表压)u1=u20工h=20Jkg-1f则泵所提供的能量为：We=gZ2+工hf=9.81X10+20=98.1+20=1.2X102Jkg-110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(T-T)13-Ar12兀九(T-T)1-y112=600kJh-1m-1In2二0.528nr2kx0.14x(500400)In=r600 x103r2=1.695,r113600r2=1.695r1=1.695X50=85mm故保温砖的最小厚度s1=r2-r1=85-50=35mm同理按玻璃棉计算：2kx

44、0.07x(400-80)2兀九(T-T)600X1033600二0.844r二2.33,r3=2.33X85=198mmr32则此时相应的玻璃棉厚度S=r一r沁198-85=113mm。23210分(4551)(1)最小液气比144x103儿=1.01x105=1.43X10-2y匕=1.45X10-2144x102101x105=1.43X10-3yY2=1=1.43X10-321-y2X2=0Yx*=112.74145x10-22.74=5.29X10-3FY-Y1.45x10-2-1.43x10-3(c)=12=247FminX*-X5.29x10-3B12吸收剂的质量流量FFy=1.

45、5X(y)i=1.5X2.47=3.71FFminBBFC=3.71FB=3.71XqV,0(1-y1)22.4=3.71X1000X(1-1.43X10-2)22.4=163kmolh-1qmC=FCXMC=163X18=2.93X103kgh-1(3)出口溶液的摩尔比(比摩尔分数)由FB(Y1-Y2)=Fc(X1-X2)得Y-YX1=F*X2CFB+0145x10-2-143x10-33.71=3.52X10-310分(3727)(1)传热速率:2800兮=3600X4.18X103X(45-20)=8.13X104W(2)传热面积:、60.1+35.1m2=47.6CQ8.13x104A

46、=KaT=1000 x47.6=1.71m2m(3)管长:A1.71L=1.5mn兀d19x3.14x0.01910分(2187)dupdup1-1=22(d、/PU2=U1(d1、(121dP2(其中器=T12273+90273+20=1.24、=2.5d1，0.1d1Pi1.24p118.22T5=17.1ms-110分(2162、证明：水平时，由伯努利方程得-人P=Pa-Pb=Phfhf直管阻力造成的能量损失(Jkg-1)压降-Ap与压差计读数的关系：-Ap=PR-PgRPh由式、式得：R=匚P-PgR倾斜时，同理：-AP=Pa-PB=Ph+ghP且-Ap=(PR-P)Rzg+ghPPh比较式、式得：R=f(P-P、gR由于水平和倾斜时，管径、管长和流量均不变则hf=h/故R=R气10分(4919、(1):Ff=Fd+Fw=100Ffxf=Fdxd+Fxffddww即100X0.60=FdX0.96+FX0.04dw0.92Fd=60-4=56d贝yFd=60.9kmolh-1F=39.1kmolh-1w馏出液平均摩尔质量：Md=0.96X78+0.04