2011化工原理试题解析

2011 A[一]填空题（5分，每空0.5分）槽内为高压，则离心泵的流量（增大，压头（减小，轴功率（增加。1 稳态导热时，相互紧贴的厚度相同的两层平壁中温差分布<1

某流体在圆形直管内强制对流，给热系数为1/2，已知Re>10000，则管内是原来的(AA)0.574 B)1 C)1.741(A)。减小B)增大 C)不变D)变化不确定的导热系数λλ（λ>λ。1 2 1 2

2

与水充分接触后，测得CO2

在气相中的分压如果

和

分别为进塔气体和出塔气体的摩尔比，则

YY21Y21

（溶质的回收

为97.1kPa，CO2

在水中的摩尔分数为5.17×10-4，则享利系数为(B)。1 A)0.05mol B)1.878×105kPa C)1.878×105kmol/m3·kPa率） 5.用水吸收混合气中的氨，已知气相阻力为2.6×105m2·s·kPa/kmol,液相阻力为（大于行。在吸收塔某处，气相主体浓度y=0.025，液相主体浓度x=0.01，气相传质分系数k=2kmol/m2·h，气相传质总K=1.5kmol/m2·h，平衡关系y=0.5x，则该处气液界面y y上气相浓度y应为0.0。i对于一定的分离任务，最小回流比所需理论板为（。（提供不平衡的气液两相，是构成气液两相传质的必要条件。用孔板流量计测量流体时，随流量的增加，孔板前后的压差值将（增加。[二]单项选择题（5分，每小题1分）在完全湍流（阻力平方区）时，粗糙管的摩擦系数值（B）。A)只取决于ReB)只取决C)无关 D)只有

1.3×104m2·s·kPa/kmol，则有（C ）。A)传质阻力集中在液相 液膜控制过程C)气膜控制过程D)无法判断[三]计算题1.（20分）用泵将贮槽中密度为1200kg/3的溶液送到蒸发器内（如图1所示，贮槽内液面维持恒定，其上方压强为101.33×103Pa为26670P（真空度，蒸发器进料口高于贮槽内液面15，进料量为203/，溶液流经全部管路的能量损失为120J/k（不包括出口，泵吸入管路与压出管路内径均为60mm。设该泵的效率为65%，求泵的轴功率。1―12―2截面，并以1―1利方程。1PAGEPAGE51 1 2 gZu2pWgZ u2p 1 1 2

流出液浓度X3）气相总传质单元高度H4）气相总传质单元数N（）填料1 OG OG1 2 e 2 2 f

=0

=15m

=0（表压）p

=－26670Pa（表压）u=0

层高度Z。1 2 1 2 120 解： u 2 0.7850.06

1.97m/s

（1）y1

pA=P

1.333101.3

0.0132=120J/kg 5分f将上述各项数值代入，则

yY= 11 1y1

总 0.013210.0132

0.01341.972W 159.81e 2

120

266701200

246.9J/kg

Y Y(1)0.0134(10.995)0.00006692 15分e e e 泵的有效功率N为： N=We e e

X 02空气的摩尔流量为VGM

(1y1

)1400(10.0132)47.7kmol/h29m

2012006.67kg/s 4分

L YY 0.01340.0000669( ) 1 2 0.746 6分s v 3600

V min

X*

0.01340eN=246.9×6.67=1647W=1.65kW 3分e

1 2 0.75NNe

L（2）V

L1.4( V

min

1.40.7461.0444则泵的轴功率为：

L YY1 2

0.01340.00006690.013333

1.04441.65N0.65

2.54kW 3分

V X X X 0 X1 2 1 10.013333（20分）0.5m2，要求

X 1 1.0444

0.0128 4分氨的吸收率为99.5%。已知空气和氨的混合气质量流量为1400kg/h，混合气的平均摩

（3）H

V

47.7/3600

0.30m 2分1.333

OG

a 0.0880.5y1.4倍，操作温度293K，汽液平衡关系为Y*=0.75X积吸收系数a=0.088kmol/(3·s)，1）最小液气比L/）mi（）塔底

(4) Y1

0.75X1

0.750.01280.00985Y*0

x 0.97 D 0.194（1分，

0.8x

0.194（2分）2 R1 41

n1 nYY

Y

0.01340.009850.00382

FDW 40W1 1 1YYY*

0.000066900.0000669

（2）FxF

Dx WxD

，x100*0.440*0.97Wx W

0.02（2分）2 2 2

W

60*(10.02)Y

YY1

0.003820.0000669

0.0000928

FzWWFW

100*(1

0.98（2分）1m lnY ln 0.00382 1Y 0.00006692

（3）V

R1

D(41)*40200（1分）Y2N 1YY2OG Ym

0.01340.00006690.0000928

14.36 6分

LRD4*40160q1，所以：(5) ZN H 14.360.304.32m 2分OG OG（25分）现用一精馏塔分离某二元理想混合物AB，进料量为100kmol/h，进料状

V'V200L'LF160100260（2分）态为饱和液体，其中易挥发组分A的摩尔分数为0.4。精馏塔塔顶采用全凝器且为泡点回流，塔釜使用蒸汽加热。已知塔内A、B间的平均相对挥发度为1.8，精馏段操

yn1

L'x WxWV' n V'W

260x200

60*0.02200

1.3xn

0.006（3分）A0.97

（4）q1x zq F

0.4（1分）操作回流比和精馏段操作线方程4分；

yq

xq1x

1.8*0.41.8*0.4

0.5454（2分）塔釜产品中A的摩尔分数及B的回收率4分；精馏段气相负荷、提馏段液相负荷和提馏段操作线方程6分；

Rmin

q qxDyq

0.970.5454

0.7449R 1 x x

0.970.4实际回流比是最小回流比的多少倍6分；

min D q离开塔顶第二块理论板的气相组成分解：R

RminRR

2.92（2分） 4 1.37（1分）2.92（1）

R1

0.8R4（1分）

min（5）yx1

0.97（1分）

cp p

1.80.47

6.04x*111yx*1111

1.8x*0.8x*1

x*1

0.947（2分）

r 0.023

0.14Re0.8pr0.4763W/(m2C)1 1 1 i di1y 0.8x*0.1940.8*0.9470.1940.952（2分）12 1

11

0R

d0bd0

2.841034.（20分）现有一单管程列管式换热器，管子尺寸3.0m4017000kg/h3070120℃饱和水蒸气冷凝，

K di i

didi

d m 00水蒸气冷凝的表面传热系数为α=10000W/(2·℃管内苯侧污垢热阻0.0008332℃045W/(m·℃)

K/(m2K)（2）换热器是否合用苯的有关物性参数可视为不变，定压比热容为1.80 kJ/(kg·℃)，粘度为0.47103Pas0.14W/(m·℃)。试求：总传热系数

t m

30)ln1203012070

68.1C判断该换热器是否合用；若使用上述换热器，则实际操作时苯的出口温度；

Qq cmc

(t2

)170001.8103(7030)3.4105W3600加以定量说明。

A Q计算 m

3.410535268.1

14.18m2（）总传热系数K

An

l403.140.02539.42m20管内表面传热系数αi

因A A计算 实

故该换热器不合用。0.02

1.7104/3600

（3）若使用上述换热器，则实际操作时苯的出口温度；Re

dui

di

G 0.7850.02240

1.5999104104 0.47103Qq cmc pc

30)

30)t)22ln120120t22

的液气比为最小液气比。在其他条件不变的条件下，温度升高，享利系数（增大，溶解度系数（减小。2当操作线在平衡线上方时，将进行的传质过程为（吸收）过程。21.71041.8103

(12030)(120t)30)3529.42 23600

22t'2

ln120302120t2

于一定的分离任务，全回流时所需理论板（最少。（顶回流液；塔底回流汽。施加以定量说明。措施：提高加热蒸汽的压力

[二]单项选择题（5分，每小题1分）数值。只取决于ReB)只取决C)无关 D)只有关Qq cmc

(7030)KA(T30)70)lnT30T702

某流体在圆形直管内强制对流，给热系数为2倍，已知Re>10000(C倍。1.71043600

1.8103(7030)3529.42

30)70)lnT30T70

A)0.574 B)1 C)1.741在精馏操作中，若被分离物系的进料状态由液相变为气相，则提馏段操作线斜率(B)T154C

2011B

减小B)增大 C)不变D)变化不确定与水充分接触后，测得CO2在气相中的分[一]填空题（5分，每空0.5分）1.容器间输送液体，当被输送的液体的密度增加时，若两容器均敞口，则离心泵的流

压为97.1kPC2在水中的平衡浓度为2.87×10-2kmol/3，则溶解度系数为CA）2.79B)kPa C)2.96×10-4kmol/m3·kPa上述全不对5.已知气相分传质系数为k，液相分传质系数为k，相平衡常数为量（不变，压头（不变，轴功率（增加。

y x质系数Ky为(A)。2稳态导热时，相互紧贴的两层平壁中，导热系数为λ21

的一侧温度分布较陡，则两

A）1 1m

B)1 1 1

C) 1 1 1

D）上述全不对( > ( > 1 2 1 2

K k ky y x

K mk ky y x

K k mky y x3.当吸收剂量减少到操作线与平衡线相交时，此时（塔底端）的推动力为零，称此时[三]计算题

p p

u2 w

1.80104 1.042 106分）1所示。塔内压强为

Z 2g

1 22g

f g 10009.81

29.81

2.97m 8分1.8010P（表压3×2mm无缝钢管，管长8。管路中装有90（全开3m3/h的流量流入塔中，问高位槽应安置多高？（即位差Z应为多少米。料液在操作温度下的物性：密度ρ=1000kg/3=0.64×10Pa=0.03)。解：取管出口处的水平面作为基准面。在高位槽液面1－1与管出口截面2－2间列柏努利方程

2－2u2应计入突然扩大（流入大容器的出口）. 20分有一四管程列管式水预热器用12℃的饱和水蒸气在管间冷凝以预热水水在的钢管内以0.6m/s的速度流动，其进口温度为20℃，至出口预热到80℃。已知管长3.0m，共60根（单程15根。取水蒸气冷凝表面传热系数为10000W (m2C),水的污垢热阻为0.6103m2W,忽略管壁热阻操作范围内水的有关物性参数可视为不变，其中988.1kg m3，0.549103Pas，p u2

p u2

gZ1

1 12

gZ 2

2

2W2 f

c 4.174103p

kg

，

m

。试求：1 式中 Z1=Z Z2=0 p1=0（表压u≈0 p=1.80×1041 3

总传热系数判断该换热器是否合用；若使用上述换热器，则实际操作时苯的出口温度；qu2q

3600 0.7850.032

1.04m/s 4分d24阻力损失

操作一年后，由于水垢积累，换热能力下降，如果水流量不变，进口温度仍为20℃，而出口温度仅能升至70℃，试求此时的总传染系数K。W

u2

1 1 1d df d 2故：

解（1）

K 0

0R 0d didi i 8 042 8分

duR

0.020.6988.1 21597.8104W 0.039 0.520.751.56.4f 0.032 2

e 0.549103所求位差

=10.6J/kg6PAGEPAGE19cP c

4.1741030.549103

3.54

Qq

c (t20)

(12020)(120t)r 0.648N 0.023R

0.8P0.4

mc

2 ln120202120t2(12020)(120t)22u e r220.648

2.794.174103(t

20)836.912.77

2ln12020 0.023 21597.80.83.540.43625.8W25 i 25

m

120t1 1

1 0.6103

t'80.07C2K 100002

3625.8 20 20 2K836.9WmC(12020)(12080)

（4）K

Q'Atmtm

ln1202012080

65.48C

又 K

QAtmq 0.785988.115/smc

故 KK

Q't

qmcc

7020tp8020t

50t60tQq

c (t

t)2.794.17410320)7.0105W

q cm mcp m mmc pc 2 1

t 65.48C，tm

72.13CA Q计算 Ktm

7.0105836.9

12.77m2

K0.7565KAn

603.140.025314.13m2

K0.7565836.9633.12WmC因A A计算 实际

故该换热器够用。

(20分用清水吸收空气和SO2混合气中的SOSO9%,混合2 气流量为100kmol/h,进塔吸收剂流量为37800kg/h,吸收剂的摩尔质量为18kg/kmol,2 实际操作时水的出口温度：

HOG=1.2m,要求S2的吸收率为80。求）塔顶混合气中S2的摩尔比Y（2）中S2的摩尔比X3）气相总传质单元数N（）填料层的高度。21 21 （1）吸收剂摩尔流量为L 18

态为饱和蒸汽，其中易挥发组分A的摩尔分数为50%。精馏塔塔顶采用全凝器且为泡点回流，塔釜使用蒸汽加热。已知塔内AB间的平均相对挥发度为3，操作时回y 0.09Y= 11

0.099

流比R=4，塔顶塔底产品中A的组分分别为90%和10%。试求：1 y 10.091YY(1)0.099(10.8)0.0198 6分2 1

塔顶塔底的产品量2分；精馏段和提馏段的气、液相负荷6分；惰性气体流量为V100(1y1X 02V 91

)100(10.09)91kmol/h

精馏段和提馏段的操作线方程6分；实际回流比是最小回流比的多少倍6分；离开塔顶第二块理论板的气相组成分。XX1 YL

Y)02

2100

(0.0990.0198)0.003432 4分（3）Y1

17.8X1

17.80.003430.0611 解：Y*02

（1）由已知xF

0.5，xD

0.9，xW

0.1YY

Y

0.0990.06110.0379

FDW

DW1 1YY2

1Y2

0.019800.0198

FxF

DxD

WxW

，

0.5D0.9W0.1Y

YY1

0.03790.0198

0.0279

DW50kmolh（2分）1m lnY1Y2

ln0.03790.0198

（2）精馏段液相流量：LRD200kmolh（1分）已知R=4，精馏段上升蒸气流量：V(R1)D550250kmolh（1分）Y2N 1YY2

0.0990.0198

2.84 8分OG Ym（4）ZN HOG OG

0.02792.841.23.41m 2分

提馏段上升蒸气流量：V'V（25分）现用一精馏塔分离某二元理想混合物AB，进料量为100kmol/h，进料状

q0，代入上式得V'150kmolh（2分）提馏段液相流量：LqFRDqF200kmolh（2分）（3）精馏段操作线方程：

化工原理试题（25分）现用一精馏塔分离某二元理想混合物AB，进料量为100kmol/h，进料状态y R x xD 0.8x

0.18（3分）

A0.4n1 R1

R1 n

回流，塔釜使用蒸汽加热。已知塔内AB1.8，精馏段操作提馏段操作线方程：y W线方程斜率为0.8，塔顶产品出料量为40kmol/h，其中A的摩尔分数为0.97。试求：y Wn1

x WxV' n V

1.333x 0.0333（分）3n3

操作回流比和精馏段操作线方程4分；塔釜产品中A的摩尔分数及B的回收率4分；4（）q0，y z4q Fxy q

0.5（1分）3*xq 0.5，x

0.25（2分）

精馏段气相负荷、提馏段液相负荷和提馏段操作线方程6分；实际回流比是最小回流比的多少倍6分；q q

1xq

3*xq

1x qq

离开塔顶第二块理论板的气相组成分。Rmin

x y D q

0.9

0.6154q1 xDxqRmin1.6（2分）

0.90.25

解：R（1）R 1

0.8，R4（1分）RRmin

2.5（1分）

xDR1

0.9741

0.194（1分，

n1

0.8xn

0.194（2分）FDW 40W（5）xD0.9（1分）

（2）

，x

0.02（2分）Fx Dx WxF D W

100*0.440*0.97Wx WWx*y 1

*3x 1 3x

0.9，x*

0.75（2分）

Wx

60*(10.02)1 x*1x* 2x*1 1

WF1zW

100*(10.4)

0.98（2分）1 1 1F1y20.8x*0.180.8*0.750.180.648（2分）1

（3）VR1D(41)*40200（1分）LRD4*40160q1，所以：V'V200L'LF160100260（2分）L' Wx 260 60*0.02

比R=4，塔顶塔底产品中A的组分分别为90%和10%。试求：塔顶塔底的产品量2分；精馏段和提馏段的气、液相负荷6分；精馏段和提馏段的操作线方程6分；yn1

x V' n V'

x200

200

1.3xn

0.006（3分）

实际回流比是最小回流比的多少倍6分；（4）q1x z 0.4（1分）q F

离开塔顶第二块理论板的气相组成分。yqx

xq1x

1.8*0.4 0.5454（2分）1.8*0.40.6 解：Rmin

qxD

qyq

0.970.5454

0.7449

（1）由已知xF

0.5，xD

0.9，xW

0.1Rmin

1 x xD

0.970.4

FDW DWR 2.92（2分）min

Fx DxF

，W

0.5D0.9W0.1R Rmin

42.92

1.37（1分）

DW50kmolh（2分）（2）精馏段液相流量：LRD200kmolh（1分）yx1

0.97（1分）

已知R=4，精馏段上升蒸气流量：V(R1)D550250kmolh（1分）x*11yx*111

1.8x*0.8x*1

x*1

0.947（2分）

提馏段上升蒸气流量：11 1 11

V'Vq1FR1Dq1Fy 0.8x*0.1940.8*0.9470.1940.952（2分）2 1（25分）现用一精馏塔分离某二元理想混合物AB，进料量为100kmol/h，进料状态为饱和蒸汽，其中易挥发组分A的摩尔分数为。精馏塔塔顶采用全凝器且为泡点回流，塔釜使用蒸汽加热。已知塔内AB间的平均相对挥发度为3

饱和蒸气进料，q0，代入上式得V'150kmolh（2分）提馏段液相流量：LqFRDqF200kmolh（2分）（3）精馏段操作线方程：y R x

0.8x

0.18（3分）

5对于一定的分离任务，全回流时所需理论板最少。n1 R1

R1 n

6传质分离过程：依靠物质从一相到另一相传递过程，叫传质分离过程。提馏段操作线方程：

7传质分离过程的依据：依据混合物中各组分在两相间平衡分配不同。yn1

x WxWV' n V'W

1.333xn

0.0333（3分）

1在精馏操作中，若被分离物系的进料状态由气相变为液相，则提馏段操作线斜率4（）q0，y z4q Fx

0.5（1分）3*x

减小 。（减小，增大，不变，变化不确定）y q q

q1xq

3*xq

q1xq

0.5x 0.25（）2q2

在精馏操作中，若被分离物系的进料状态由液相变为气相，则提馏段操作线斜增大 。Rmin

xDyq0.90.50.6154

（减小，增大，不变，变化不确定）q1 xDxqRmin1.6（2分）

0.90.25

随着蒸馏的进行，简单蒸馏塔釜内液体中易挥发组分的组成逐渐降低 ，塔温度不断 升高 。(降低、升高、不变)RRmin

2.5

（1分）

（20分），管长3.0m，共4017000kg/h3070120℃饱和水蒸气冷凝，（5）y1xD

0.9（1分）

h0=10000W/(m2·℃)0.0008332/45W/(m·℃。y1

x** 1

3x*1* *1

0.9，

0.75（2分）

操作范围内苯的有关物性参数可视为不变，定压比热容为1.80kJ/(kg·℃)，粘度为11111y20.8x*0.180.8*0.750.180.648（2分）1萃取精馏的基本原理是加入质量分离剂改变原来组分间的相对挥发度 。回流的作用：提供不平衡的气液两相，是构成气液两相传质的必要条件。3.回流包括：塔顶回流液；塔底回流汽。4对于一定的分离任务，最小回流比所需理论板为无穷多。

0.47103Pas，热导率为0.14W/(m·℃)。试求：总传热系数判断该换热器是否合用；若使用上述换热器，则实际操作时苯的出口温度；加以定量说明。（）总传热系数K

Andl403.140.02539.42m20管内表面传热系数hi

因A A计算 实

故该换热器不合用。du

0.02 1.7104/3600dG 0.7850.02240

（3）若使用上述换热器，则实际操作时苯的出口温度；(12030)(120t)Re i i i

0.47103

1.5999104104

Qq cmc

(t30)KA 22 ln12030120tcp p

1.80.47

6.04

1.7104 3

2(12030)(120t)r 0.14

3600

1.810

30)3529.42 12030 22ln120t2h0.023i di

Re0.8pr0.4763W/(m2C)

22t'2111d1

0R

d0bd0

2.84103

（4）在操作过程中，可采取什么措施使苯的出口温度达到原工艺要求？并就一种措K h di i

didi

d hm 0

施加以定量说明。K/(m2K)

措施：提高加热蒸汽的压力

(T30)(T70)（2）换热器是否合用

Qq cmc

(7030)KA

lnT30t m

30)ln12030

1.7104 3

T

30)

70)12070

3600

1.810

(7030)3529.42

lnT30T70Qq cmc

(t2

)170001.8103(7030)3.4105W3600

T154C（20分）有一四管程列管式水预热器，用120℃的饱和水蒸气在管间冷凝以预热水，A Q计算 m

3.4105352

14.18m2

0.6m/s20℃，至出口预热到803.0m，共60根（单程15根10000W(m2C),水的污垢热阻为0.6103m2W,忽略管壁热阻操作范围内水的有关物性参数可视为不变，其中988.1kg m3，0.549103Pas，

（2）

20)ln1202012080

65.48Cc 4.174103JC0.648WC。试求：p

q 0.7850.022988.1152.79kg/smc总传热系数判断该换热器是否合用；

Qq cmc

(t2t1)2.794.174103(8020)7.0105W若使用上述换热器，则实际操作时苯的出口温度；操作一年后，由于水垢积累，换热能力下降，如果水流量不变，进口温度仍

A Q计算 m

7.0105836.9

12.77m2为20℃，而出口温度仅能升至70℃，试求此时的总传染系数K。

And603.140.025314.13m21 1 1d d

因A A计算实际计算

故该换热器够用。解（1）

0R 0K d0 i i

didi

（3）实际操作时水的出口温度：du 0.020.6988.1

(12020)(120t)R 21597.8104e 0.549103

Qq c (t20)mc pc

2ln12020t120 t222cP c

4.1741030.549103

3.54

2.794.174103

(t

20)t)220)836.912.77 12020 222r 0.6482N 0.023Ru e

0.8P0.4r

t'80.07C

ln120t2 0.0230.64821597.80.83.540.43625.8WC2i 0.02

（4）K

Q'At1 1 K 10000

1 253625.8 20

0.610325 m20 QK836.9WmC

又 K

Atm故 KK

Q't

qmcc

p800t

50t60tq cm mcp m m

第一章：流体流动与输送机械t 65.48C，tm

72.13C

例1-10，例1-13，例1-16，例1-17 习题：1-17,1-20，1-28K0.7565KK0.7565836.9633.12WC1 稳态导热时，相互紧贴的厚度相同的两层平壁中温差分布<Δt1

第三章：传热例3-，例3-，例3-11（，例3-1，例3-141.Φ25×2.5mm602m，蒸气在管外冷1m/s,20℃,40℃，试求：的导热系数λ、λ的大小关系是λ>λ 。

管壁对冷却水的表面传热系数。1 2 1 21稳态导热时，相互紧贴的两层平壁中，导热系数为1

的一侧温度分布较陡，则两

管内壁温度。层平壁的导热系数λ、λ的大小关系是λ>λ 。

该厂有一台与上述冷凝器传热面积相同，但管数为 50根，管径仍为1 2 1 2黑体的发射能力与其表面温度的 4 次方成正比。一切物体的发射率与其吸收率的比值恒等于同温度下黑体的发射力 。

Φ25×2.5mm同）已知定性温（下水的物性995.7kg m3，0.801103Pas，的传热能力。工业上，大容积饱和沸腾操作的适宜阶段为核状沸腾。

0.618W

，cp

4.174103J

C（核状沸腾、膜状沸腾、自然对流）工业上，大容积饱和冷凝操作的适宜阶段为滴状冷凝。（滴状冷凝、膜状冷凝、强制对流）

解（1）Re

du

0.0210.801103

24861.41041/2，已知Re>100000.574（0.57411.741）

Pcprp

4.1741030.8011030.618

5.4142倍，已知Re>100001.741（0.57411.741）

N 0.023R0.8P0.4u e r0.023 R0.8P0.4

垢热阻均可忽略）蒸汽温度th

126.3Cd e r0.0230.61824861.40.84585WC0.02

（3）若上述CO气体流量减少到原来的70%，仍用水蒸气加热，并保证CO气2 2体的出口温度不变，在操作上应采用什么措施？试通过计算说明。（2） Qw

t m

cp

103

C

，0.0165103Pas，1 2 3

1.0kg m30.0206Wr2187.81JkgtwAtm

Q4Q

995.74.1741045850.022

40

3075.3C

解 （1）Qqm

tp

4503600

0.9

10.69kW(3)设冷却水的质量流量为qm

qmH2O

Qr

10.692187.81

4.89103kg/s17.6kghn 根u1

q m 1

AUn1

U60

（2） K dii dn 50根u2

q m

AUn2

U50 o u0.8

0.02

450 360015

0.022U50U50U60

0.8

600.8

du 4 2 2

1.16

R i

32169104 u 501 1

e 0.0165103α增大，即Q增大，所以该换热器合用。

cP c

0.91030.0165103

0.7212欲利用绝对压力为0.25MPa的饱和蒸汽将CO2流量为450kg/h,若忽略热损失，试求：蒸汽的消耗量。

202

气体的

r 0.0206N 0.8P0.4u e r若选定双管程单壳程的管壳式交换器，管规则为Φ25×2.5m，管子总数30

0.0206 i 0.02

83.9W根，ld50CO2

气体走管程，试求所需的管长（蒸汽侧热阻、管壁及污K83.92025

67.12W

m2C

3有一列管式水预热器，用0.2MPa(表压)的饱和水蒸气在管间冷凝以预热水，水在Φ25×2.5m的钢管内以0.6m/s28℃，又蒸汽温度th

126.3C，则t

20

42.3C

取水蒸气冷凝表面传热系数为10000W (m2C),水的污垢热阻为m ln126.320126.3

0.6103m2W,忽略管壁热阻。试求：（1）总传热系数K.Q 10.69103A Kt 67.12m

3.765m2

（2）操作一年后，由于水垢积累，换热能力下降，如果水流量不变，进口温度仍为Kl Adn0

3.7650.025

1.60m

已知：988.1kgm3，0.549103Pas，cp

4.174103JC，（3） Q'0.7Q0.710.697.483kW

0.648WC，Rdi

0.6103m2W，0.3MPa下饱和水蒸气温度' u0.8

t 133.3Chu

0.70.80.75 解（1）

11

1

0R d0'0.75h0.7583.962.9W

m2C

K d0 i

didiK62.92025

50.32W

m2