化工原理计算题

化工原理试卷(计算题)班级.姓名分数班级.姓名分数一、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20J・kg-1，试问泵需给每千克的水提供多少能量？ -「"二10分(3758)一单程列管换热器，平均传热面积A为200m2。310°C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8000kg-h-1和5000kg-h-1,平均比定压热容均为1.05kJ-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。5分(2466)已知20C水在4109mmX4.5mm的导管中作连续定 ―日态流动(如图所示)，流速为3.0m・s-1。液面上方的压强 ■:卜厂p=100kPa。液面至导管中心的距离为4m，求A点的表压三专章强为多少千帕？(20C水的密度P=1000kg・m-3)。 W衣10分(3711) J_在一列管式换热器中进行冷、热流体的热交换，并采用I 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: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+i=0.630匕+0.361提馏段：ym+i=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950kg・m-3,如图采用H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°C;油的进出口温度分别为120。。和70°C。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SO2。已知，在平均操作压强为101.3kPa下，气、液两相的平衡关系式为糜=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；溶液出口浓度；实际操作液气比。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：A]=1.10m,R2=1.20m,外=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6.9X105J•kg-1及3.8X105J・kg-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150W•m-2-K-1。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%，平衡关系式为糜=0.126X，混合气中惰性组分的摩尔流量为1000kmol・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？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1000kg•m-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300°C。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「3.50X103W•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a2=2.60X102W・m-2・K-1。列管内外壁都有污垢，水侧污垢层的热阻Rs,「3.2X10-4m2・K・W-1,油侧污垢层的热阻Rs2=1.08X10-4m2・K・W-1。管壁的导热系数人=45.0W•m-1•K-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，_il-距管路入口端3m处有一压力表，当阀门全开时，压力表三三三*I -做的读数为2.6X104Pa(表压)。直管的摩擦系数人=0.03。三三三管路入口处的局部阻力系数&=0.5。试求：阀门阻力引起―.|— *a的能量损失。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xd=0.95,第二块塔板上升蒸气组成蚌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 64kg・kmol-1o5分(2803)温度为20C的水(密度为1000kg•m-3，粘度为1.0X10-3Pa•s)流过长10.0m，内径10.0mm的导管。已知管中心水的流速为umax=0.09m・s-1，试求：水通过上述导管引起的压降。5分(4546)已知20C时,SO2水溶液的亨利常数£=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)

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2.8m3-h-1的体积流量。拟选用^22mmX3mm的钢管作导水管，出口通大气。已知室温时水的粘度为1.00X10-3Pa•s，密度为1000kg•m-3。试计算：水在管内流速和流动时的雷诺数Re；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。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950kg・m-3,如图采用H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1500kg•m-3。当读数为100时，20°C水的流量为6.00L・h-1。如果该转子流量计用来测量20C丙酮的流量(密度为790kg•m-3)，求在读数为100时的体积流量。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。5分(4503)在101.3kPa,25C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j*=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呵。5分(2470)如左图所示的测压装置中被测流体的密度P=1000kg•m-3,指示液的密度Pr=1590kg皿-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；阀门部分开启时，压差计读数R=400mm，h=1400mm。已知：直管摩擦系数人=0.025，管路入口处局部阻力系数&=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13600kg・m-3)5分(2823)如图，用泵将15°C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20J・kg-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600kJ-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人1=0.14W•m-1•K-1和人2=0.07W•m-1•K-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糜=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2800kg•h-1,水的比定压热容为4.18X103J•kg-1•K-1。列管为419mmX2mm的钢管19根，并已知基于管子外表面积的总传热系数为1000W•m-2•K-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2.5m・s-1；实验设备的定性尺寸直径为生产设备的£，试验气体为100kPa，20C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20C及90C空气的粘度分别为18.2X10-6Pa-s和21.5X10-6Pa•s。

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PR；倾斜时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，进料量为100kmol•h-1。塔釜产生蒸气的摩尔流量为150kmol•h-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78kg•kmol-1，甲苯的摩尔质量为92kg•kmol-1。)10分(4943)由A，B两组分组成的混合液，在101.33kPa及80°C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8716kg，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1.00X104kg-h-1,平均比定压热容均为1.05kJ•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。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=1500kg•m-3。若虹吸管AB和BC段的全部能量损失(J・kg-1)可分别按0.5侃2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424mmX2mm,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879kJkg-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 1000W・m-2・K-1,问此冷凝器能否完成冷凝质量流量为200kg•h-1的酒精蒸气？

10分(1159)丙烷与理论空气量的125%一起燃烧，反应式为C3H8+5O2—-3CO2+4H2O,若反应进行得完全，每生成100mol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：PU2 pU2V%+甘+—+吧*2+甘+胃+乙七式中：Z]=0，Z2=10mp1=p2=0(表压)U]=u2^0Zh=20J•kg-1则泵所提供的能量为：吧=gZ2+Zhf=9.81X10+20=98.1+20=1.2X102J•kg-12.10分(3758)(1)求热气体向冷气体传递的热流速率，4:已知：冷气体的进出口温度〈'=310°C,>445°C;冷气体的质量流量qm=8000kg・h-1，则冷气体单位时间获得的热量,4'=q'C(T—T');mp2 1冷气体单位时间损失的热量，4广0.14';热气体向冷气体传递的热流速率，4=4'+47=1.1q'c(T—T')血00"「2 1=1.1^——X1.05X103X(445-310)3600=3.47X105W(2)求热气体最终温度,T2：由热气体热量衡算可得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)U2p32p4=l+—2gPg4=p&21000x9.81+0.46p2=34.7kPa(表压)。4.10分(3711)由冷、热流体的热量衡算：qc(120—70)=q'c，(60—20)(无污垢)mp mpqc(120—80)=q'c'(T'—20)(有污垢)mp mp2得:120—80T—20

= 120—7060—20则T2=52无污垢时：ATm牝2(60+50)=55C有污垢时：AT"2(68+60)=64C又：4=mp =qc(120—70) mKAATm40KATK' 4055即： m, 贝9一= =0.687550KATmK5064巾'qc(120—80) K'AAT'则污垢热阻占原总电阻百分比为: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由厂Fl =1.805可得9=2.24F一F FLw wF w F'-FLwxw=0.00966可得F—LF=0.00966将式①代入式②可得:xw=0.0120由两操作线方程联立求解交点坐标：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为使液封槽中n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hN0.86m10分(3708)(1)逆流时， 120°C一70°C60C-20CAT^(逆流)AT^(逆流)(2)并流时，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%=«△厂(并流)-1—x100%=(35.8)1—L8(逆流)JL△厂(逆流)J140)解上两式方程得：T2=75.2°C, T2=55.8°C(3)传热速率比原来降低的百分数为：x100%=10.5%10分(4547)气体进塔浓度Y1= 9 =0.099100—9气体出塔浓度Y2=0.099X(1-0.9)=0.0099液体进塔浓度&=01000273，一…、惰性气体摩尔流量FB= x(1—0.09)=37.9kmol•h-1匕匕.匕与成平衡的液相组成X]*=30=0.0033F(Y—Y)吸收剂最小用量(Fc^&野X”1 2=1.02X103kmol•=1.02X103kmol•h-10.0033—0⑴实际吸收剂用量FC=1.2(FC)血=1.23X103kmol•h-1qmC=1.23X103X18=1.22X104kg•h-1(2)溶液浓度FB(Y]-Y2)=Fc(X]-X2)123x103F(Y1—Y)37.9x(0.099—0.0099)X]123x103C(3)液气比F=123xQ03=32。F37.9B5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=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由此可得锅炉内表压力：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)逆流时：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实际用洗油量FC=1.5(FC)min=1.5X96.9=145kmol•h-1。12.5分(4935)12.因为苯和甲苯的混合物为理想物系，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)苯的摩尔质量为78kmol•h-1甲苯的摩尔质量为92kmol•h-1=0.974+馏出液组成：xd=Rx35 0.974精馏段操作线方程式为：yn+1=苗Xn+志=3571Xn+车I=0.78Xn+0.216该操作线斜率为0.78，截距为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)并流时:300C———200°C20C——一180°CAT1=280C，AT2=20AT*=98.5C

m280ln 20(2)逆流时(2)逆流时：300C•一200CAt‘=/=150Cm2(3)当石油需预热到达250。。时，由于热裂物的最终温度为200°C,显然不能采用并流而只能采用逆流。逆流时：300C——逆流时：300C——一200C250C-——20CC,AT2''=180Ce180-e180-50AT"=mI180

ln 50F01.5C。16.5分(3763)叱 1K=n~s~r厂+R,1+16.5分(3763)叱 1K=n~s~r厂+R,1+X+R,2+厂1 21—+0.00018+0.002+0.00032+-1-260 450 3500=214W•m-2•K-1污垢热阻R1+R20.00018+0.00032总热阻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讪而xd达最大极限值(xd)max。RJXd\max-yq=Ek一=“0

miny-x0.714-05 .(X)=0.99'dmax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):ItxiU2 、lpgZ1^ (1+&+冗力)+-2(表压)12 dp启_2gZ1—2p2/pU2=(1+g+“7d)2x9.81x6-2x2.6x104/1000-~(1+0.5+0.03x3/0.08)=25.0m2•s-2对2—2和3—3截面：(u2=U3)p U2l-2(表压)=-^(入奇)+hf(阀门)则阀门阻力引起的能量损失一、 25 4hf(阀门)=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为*=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计算雷诺数：

dup0.010x0.09x1000(Re)max= 日= 1.0x10-3 =900<2000因此流型肯定为层流，且已知平均流速u=0.5umax=0.5X0.09=0.045m•s-1Ap lu26410.0(0.045)2T=hr=x万xT=450xq^x^F-=0.144J•kg-1水流过的压降为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)管内径d=22-2X3=16mm2.8管内水流速U=3600x0.785(0.016)2=3.87m*s-1dup0.016x3.87x103Re== =6.20X104日 1x10-3（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，则因为p尸p2=大气压,Z2=0,u产0,u2(3.87)2Z1顶=E=0.763m5分（2471）P0=0.091MPa=9.1X104PapA=9.1X104+6.0X104=1.5X105Pa（绝压）pB=9.1X104+442X1.01X105=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=10.4m 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人孔盖上所承受的全部压力F为：兀F=p2s=9.23X104(-x0.62)=2.61X104N5分（2190）已知：p=950kg・m-3,pv=1.093X105Pa,p=1.013X105Pa为使液封槽中n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hN0.86m5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：qv（丙酮）_Jp（水）［p'-p（丙酮）］"、-p（丙酮）［p'-p（水）］P（丙酮）=790kg•m-3qv（水）对20°C的丙酮q、(丙酮)_,1000(1500-790)V6.00790(1500-1000)，*(丙酮)==8.04L•h-1(2)对于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因为Y*= 1+(1-m)X

对于稀溶液Y*=mXF所以（芋FBY-Y)min=Y—-Xm20.0225-0.0010 Q5210.0225八 —0545则；=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)如图列出pA，pB，pC压强pA=p0+PrR1g=p0+1590X0.1X9.81=p0+1560PaPB=PA-P[h-(h2-R1)]g=p0+981Papc=pb+PrR2§=p0+2541Pa则pE=pC-PR2g=p0+1560PaE点表压为1560Pa10分(2824)在贮槽液面1-1与测压口中心2—2间列伯努利方程：p u2 pu2叫+甘+^=&令苔+苛+£匕心已知：p「0(表压)，U]=0,Z2=0pU2由此可得： gZ|=T+号+£h1P2 f,(1-2)当阀门开启时：p2+Pgh=p+PrgR (p为大气压)p2=PRgR-Pgh=3.963X104Pa (表压)当阀门关闭时：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将Z1,p2和£hf(1-2)的值代入式①:

u213600x1049.81X7.18=或+————+4.25u22 1000 2解得管内流速：u2=3.42m•s-1体积流量：q=3.42x—X0.12X3600=96.7m3,h-1V45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：

PU2 pU2V叫+苛+1+吧*2+苔+了+乙七式中：Z1=0,Z2=10mP1=p2=0(表压)u1=u2^0Zhf=20J•kg-1则泵所提供的能量为：乂=gZ2+Zhf=9.81X10+20=98.1+20=1.2X102J•kg-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)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则此时相应的玻璃棉厚度52=r3—r2牝198—85=113mm。故保温砖的最小厚度51=r2-r1=85-50=35mm同理按玻璃棉计算：2叫气—攵=兀X0.07X(400-80)=08448 600X103 .l 3600rt=2.33,r3=2.33X85=198mm10分(4551)(1)最小液气比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)吸收剂的质量流量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出口溶液的摩尔比(比摩尔分数)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)传热速率:2800'=q'-c•(T'-T)=mp2r3600X4.18X103X(45-20)=8.13X104W(2)传热面积:AT=m60.1+35.12=47.6°CQ 8.13x104人=KATm=1000x47.6Hlm2(3)管长：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)证明：水平时，由伯努利方程得:-△P=PA-PB=P•hf ①hf 直管阻力造成的能量损失(J•kg-1)压降-Ap与压差计读数的关系：-AP=[PR-P]gR ②ph由式①、式②得：r=——r[p-p攻R倾斜时，同理：-AP'=PA'-PB'=p•hf'+ghp且-Ap-=(pr-p)R-g+ghp ⑤比较式④、式⑤得:由于水平和倾斜时，则hf比较式④、式⑤得:由于水平和倾斜时，则hf=hf,故R=R，。37.10分(4919)R’ph'f(p-p)gR管径、管长和流量均不变⑴」一外=Fd+Fw=100」FfMWw即100X0.60=FdX0.96+FwX0.040.92Fd=60-4=56贝Fd=60.9kmol•h-1Fw=39.1kmol•h-1馏出液平均摩尔质量:Md=0.96X78+0.04X92=74.6kg•kmol-1残液平均摩尔质量：Mw=0.04X78+(1-0.04)X92=91.4kg•kmol-1馏出液量：qmd=60.9X74.9=4561kg•h-1残液量：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