化工原理计算题

/化工原理试卷(计算题）班级姓名分数一、计算题（共４３题320分）1．5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20Ｊ·kg－12．10分（3758）一单程列管换热器,平均传热面积A为２00m２。3１0℃的某气体流过壳程,被加热到445℃,另一种580℃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3.５分(2466）已知20℃水在109mm×4．5mｍ的导管中作连续定态流动(如图所示）,流速为3.０ｍ·ｓ—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？（2０℃水的密度=1000ｋｇ·ｍ—3）。4.10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120℃和7０℃，冷流体的进、出口温度分别为20℃和６０℃。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８0℃。设冷、热流体的流量、进出口温度及物性均保持不变5。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=0．630xn＋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。6。５分(２190）精馏塔底部用蛇管加热液体的饱和水蒸气压强为1．0９3×105Ｐa,液体的密度为９50kg·m—3,如图采用型管出料,塔底液面高度H保持1m。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1．0１3×１０5Pa）。7.10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℃；油的进出口温度分别为１20℃和70℃。如果用该换热器进行并流方式操作,8。10分（4547)由矿石焙烧炉送出来的气体冷却到２０℃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，（１)吸收剂的质量流量；（２)溶液出口浓度;(3)实际操作液气比.９。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，ｈ1=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30０℃与180℃，重油在30０℃及1８0℃时的焓分别为6．9×1０５Ｊ·kg-1及3。8×１０5J·kg－1。石油的流量为每小时６吨，进、出口温度分别为80℃与170℃。逆流操作,其传热系数为１50W·m（1)逆流操作时的平均温度差；(2）逆流操作时所需的传热面积。11。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?12。5分（４９３5)今有苯－甲苯的混合液，已知总压强为101．3３ｋPa，温度为100℃时，苯和甲苯的饱和蒸气压分别为１7６。7ｋPa和74.4kPａ13。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。14.5分(45２6)已知在1.013×10５Pａ(绝压）下，1０0g水中含氨1．０ｇ的溶液上方的平衡分压为９。87×1０2Pa，试求：(１)溶解度常数H;（2）亨利常数Ｅ;(3)相平衡常数m。（设稀氨水的密度近于水,即为1000kg·m—3)15．5分（３7３2)在某热裂化石油装置中，所产生的热裂物的温度为3００℃。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2０℃,需预热至18０℃，若需将石油预热到出口温度为2５0℃，问应采用并流还是逆流?此种情况下的平均温差为多少１6。5分（3763）在列管换热器中用水冷却油.冷却水在19mm×2mm的列管内流动，并已知列管内冷却水一侧传热膜系数1=3。50×10３W·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2=２。６０×１０2Ｗ·ｍ—2·K—1.列管内外壁都有污垢，水侧污垢层的热阻Rs，1=3.2×10－4m２·Ｋ·W-１,油侧污垢层的热阻Rs，2=1．0８×１0-4m2·K·W－1。管壁的导热系数=４5。0W·m—1·K-１.试求：(１）总传热系数；（2）污垢层热阻占总热阻的百分率。17．10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？18.10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２.６×1０4Pa(表压).直管的摩擦系数=0．０3。管路入口处的局部阻力系数=０．５。试求：阀门阻力引起的能量损失。19．5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。２0.５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。0×1０3kg的SＯ2，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·kｍｏｌ21．5分(28０３）温度为20℃的水（密度为１０0０kg·m—３,粘度为1．0×10-３Pa·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-122.5分（454６)已知20℃时,SＯ2水溶液的亨利常数E=3。5５×103kPa,试求2０℃时，与二氧化硫质量分数为0.０30的水溶液成平衡的气相中ＳＯ23.５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22mm×3ｍm的钢管作导水管,出口通大气。已知室温时水的粘度为1.０0×1０—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.24。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).25．10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。２6。5分(２190）精馏塔底部用蛇管加热液体的饱和水蒸气压强为1.093×１０5Pa，液体的密度为95０kg·ｍ－3，如图采用型管出料，塔底液面高度H保持１m。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。01３×10５Pa）。27。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℃水的流量为６.00L·h—1如果该转子流量计用来测量20℃丙酮的流量（密度为790kg·ｍ—3）,求在读数为100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。28．５分(４503)在101.3kＰa,2５℃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x１29.５分(2470）如左图所示的测压装置中被测流体的密度=1０00ｋg·m—3,指示液的密度Ｒ=１5９0kｇ·m—３，图中Ｒ1=100mm,Ｒ2＝1０0mm,ｈ１=１5９mｍ，h2＝200mm。试计算E点的表压强等于多少帕?3０．10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=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）3１。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20Ｊ·ｋｇ-１3２。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5０0℃。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=0.1４W·m－１·K－１和=０.０7Ｗ·m-1·K-1。玻璃棉的耐热温度为400℃，玻璃棉的外层温度为８0℃,试求：保温砖最小厚度以及此时相应的玻璃棉厚度。3３.10分（4５５1）在一个填料塔内,用清水吸收氨—空气混合气中的氨。混合气中ＮH3的分压为1.44×103Pａ,经处理后降为１．4４×１02Ｐa,入塔混合气体的体积流量为100０m3(标准)·h-1。塔内操作条件为2０℃，1.0１×１０5Ｐa时,该物系的平衡关系式为Y＊=2．74Ｘ，（1）该操作条件下的最小液气比；（2）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;（3）在实际液气比下，出口溶液中氨的摩尔比(比摩尔分数）。３４．10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。1℃)。冷却水的进、出口温度分别为2０℃和４5℃，其质量流量为2800kg·h－1,水的比定压热容为4.１８×103J·kg-１·Ｋ－1。列管为19mｍ×2mm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(1)传热速率;(2）列管长度。35。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90℃,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,２0℃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20℃及９０℃空气的粘度分别为１8．2×10-6Pa·s和21．5×10－6Ｐa36。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,压差计指示液的密度为；倾斜时Ｂ点比A点高h）37.10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。）３8．１0分（4943）由Ａ，B两组分组成的混合液，在101.３3kPa及８０℃时,A，Ｂ组分的饱和蒸气压分别为18０．4kPa和47．3kPａ3９．１0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。４0。１０分（3７64）在一传热面积为３０0ｍ２的单程列管换热器中，300℃的原料气流过壳方被加热到４3０℃，反应后5５0℃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１．0０×104kｇ·h－1,平均比定压热容均为1.0５kJ·kg—1·K4１．１0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=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。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。4２。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24mｍ×2ｍm,长1。5ｍ的黄铜管组成。管程通冷却水。酒精的冷凝温度为78℃，气化热为８79kＪ·kg-１,冷却水进口温度为15℃,出口温度为３０℃。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—１43。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:gZ1+++eq\ｏ（\s＼uｐ9（.），W)e=ｇＺ２+＋+式中：Z1=0,Z2=10mp1=p2=0(表压）ｕ１=u2≈0=2０Ｊ·kg－１则泵所提供的能量为：ｅｑ＼o(\s＼up9(.)，W)e=gZ2+＝９.81×10+20＝98.1＋20＝1．2×102J·ｋg-12。10分（3758)（1)求热气体向冷气体传递的热流速率，：已知:冷气体的进出口温度=310℃，=４４5℃;冷气体的质量流量=8000kg·h-1，则冷气体单位时间获得的热量,＝；冷气体单位时间损失的热量，＝0.1；热气体向冷气体传递的热流速率,＝+=１。１=1。1××１.0５×103×（445-310）＝3.４7×１05W(2）求热气体最终温度，T2:由热气体热量衡算可得=＝×1.０5×１03×(5８0—T2)=３.47×１05WＴ２＝34２５８0-445=135℃＝342－3１0=32℃=7１.6℃(即71．6K）Ｋ===２４.2W·ｍ—2·K-1。３．5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)Z1+＋=Z2++4＝＋4＝+0.46p2=3４．7kＰａ（表压)。４．10分(３711）由冷、热流体的热量衡算：（无污垢)(有污垢)得：,则℃无污垢时：（6０+５0)＝55℃有污垢时:（68+60)＝64℃又：即：，则则污垢热阻占原总电阻百分比为：.５．1０分（4９5１)(1）由=0。630得R=1．７0（２）由=0．361得xd＝0．975（3）由=1。805可得=2.24①由=0。０096６可得=0。００966②将式①代入式②可得:xw＝0.0120(4）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。6．５分(2190）已知：＝9５０kg·ｍ－3，pv=1．093×10５Pa，ｐ=１.０1３×１0５Ｐa为使液封槽中形管出口处的气泡不逸出，则该出口处的压强pv≤ｐ+×g×ｈ用已知数据代入得h≥0。86m７。１0分(3７08)逆流时,１20℃→7060℃←（逆流）=℃并流时,12０℃→Ｔ2２0℃→（并流）＝即：解上两式方程得：Ｔ2=75。2℃,５5。8传热速率比原来降低的百分数为：8．1０分（4５４7）气体进塔浓度Y1==0．099气体出塔浓度Ｙ2＝0．0９9×（1-０.9）＝0.0099液体进塔浓度x２=0惰性气体摩尔流量FＢ＝=3７．9kｍｏｌ·h—1与成平衡的液相组成X1*=＝0。0０３3吸收剂最小用量（ＦC)ｍin===1．02×103ｋmoｌ·h-1(1)实际吸收剂用量ＦC=1.2（FC）min=1．23×103ｋmoｌ·h－1ｑm,C=１．23×1０3×18＝1。2２×104kｇ·(2）溶液浓度FB(Y1—Y2）=FC（X1-Ｘ2)X1=＝（３)液气比==3２。9.5分(２4６5）设大气压强为ｐ0。先确定A,B,Ｃ，D点的压强：pA＝R2（Hｇ）g＋p0=ｐBpC=R1（Hｇ）g+pＢ=p＋(H２Ｏ）g(h1—h2）R1(Hg）g+R2(Hｇ）g+p0=ｐ＋(Ｈ２O)g（h1—h2）g由此可得锅炉内表压力：p—p0=（R1+Ｒ２)(Hg）ｇ-（h1—ｈ2）(H2Ｏ)ｇ=(1．２+1.1）×1３6０0×9.8１-（3—1.2）×1000×9．81=２。89×105Pa*.5分(3７33）逆流时：300℃-—→170℃←—-=130℃，=１00℃=1１5℃（2）==×（6.9×１0５-3.8×1０5)=3．4４×1０５W而＝KAA=＝=20m2。11.5分(４５３0）Y1===0．0４1７Y２=Y1(1—)=0。0４1７(1—0。8)=0。００834(FＣ)ｍｉn=FB＝1000×0.９６＝96.９kmol·h－1实际用洗油量ＦＣ=1.５(FC）mｉn=1。５×96．９＝１45ｋmｏl·h—１。12。5分(4９35）因为苯和甲苯的混合物为理想物系，所以=2.38ｘＡ==0。26yA==0.45或yA＝＝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馏出液组成：xd==0．974精馏段操作线方程式为:yn+1=xn+=＝０．78xn+0．２1６该操作线斜率为0．78，截距为0.216。14.5分（4526）ｙＡ==＝0．00９７4=9。74×10－3xA==0。0108cＡ＝=0.588kmoｌ·m-3(1）Ｈ=＝5。9６×10-4ｋｍol·m—３·Pa－1(2）Ｅ==９．１4×104Pａ（３）m＝=0。９02。15．5分（37３２）并流时:300℃—-→20℃—-→=２8０℃，=2０℃＝=9８.5℃（2）逆流时:３00℃——→180℃←-—=1２0℃,＝180℃==1５０℃(3)当石油需预热到达250℃时，由于热裂物的最终温度为20０℃逆流时:3０0℃-—→25０℃←-—=50℃,=1８0℃=≈101.5℃。16。5分(３７63)K===214W·m－2·K－1===0。107=10。7％。１7．10分(４９72）(1)ｑ=１yq===0。714Rmiｎ==0．869Ｒ=1。5×0。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）max。Rmin’＝=1．３0(xd）mａｘ＝0．９9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）：gZ1=（1+＋)+(表压)===２5。0m对２—2和3-3截面：（u2＝ｕ3）(表压）=（)+ｈf（阀门)则阀门阻力引起的能量损失hf(阀门）=２.６×104／１000—×０.03×=26－18.75=7.２5J·kｇ-119。5分(4968）y１＝xｄ=0．95全回流操作，y2=x1=0.916y1＊＝==0．964=０.71.2０。5分（４53８)y１=0.08Y1==0。0870X1＊==0.003２6=3.2６×10-3ＦB（Y１—Y2）=GＡ==31。25ｋｍol·h－１（ＦＣ）min=＝＝9586kｍol·ｈ—1qV,C=＝285m3·h—１21.5分(2803)按umaｘ计算雷诺数：（Rｅ）max=＝=9０0＜20０0因此流型肯定为层流，且已知平均流速ｕ＝０。5umaｘ=0。5×0.09＝０.045m·s—1=hf===0。14４Ｊ·kｇ—１水流过的压降为p＝0．14410００=1４４Pa。22．5分（4546）M（ＳO２）=6４，Ｍ(H2O）＝18ｘ=＝0.0０８6２p＊=E·ｘ=3．55×１０3×0。00８62=31kPa。23.5分(2１６9）（1）管内径d=２2-2×3＝16mm管内水流速ｕ==３.87m·s-１Re===6．２０×104（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ｇＺ1++=ｇＺ2++因为p１=p2＝大气压，Ｚ2＝0,u1≈０，Z1===0。763m2４。5分（２471)P０=0。09１MPa=9.1×104PapＡ=9.1×１04+６.0×１04=１。5×１0５Pa（绝压）ｐB=9．1×104+×1。01×1０5=1.5×105Pａ(绝压)pＣ＝9。1×104+0。600×１000×9.81＝9。69×１0４Pa（绝压）.２5.10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=0．8mp1=0=０。98×1000=９80kg·m－3p２=ｐ1+ｇ（Z１-Z2)=0+980×9.8１×（１0.４-０。8)＝９.23×104N·m—２人孔盖上所承受的全部压力F为：Ｆ=p2ｓ=9.23×１０4（）=２。61×1０4N２6.5分（2１９0)已知:=95０kg·m-3，ｐv=１。０93×１0５Pa，p=1.0１3×１0５Pa为使液封槽中形管出口处的气泡不逸出，则该出口处的压强pｖ≤p+×ｇ×h用已知数据代入得ｈ≥0.86m27．5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：对20℃的丙酮（丙酮）=7９0ｋg·m—3,qV（丙酮)=＝８．04L·h—1(2)对于（硫酸)=130０kg·m－3的硫酸，qV（硫酸)=＝３。３３L·h-128．5分(4503)Y1=＝=0。０2２5Ｙ2==≈0.0010Ｘ２=0因为Y＊=,对于稀溶液Y*＝mX所以（)min==≈52１则＝１。3()min=１．3×521＝677故X1=X2+（Y１－Y2)=０＋(0.02２5－0．0010)≈0.0０00３18＝3.１8×10—5。29.5分（2470）如图列出pＡ，pB，pC压强pA=p0+R1ｇ=p0+１5９０×0.1×9。81=p0+1５60PapB=pA-[h1-(h2-R1）]g=p0+981PaｐC=pB+R2ｇ=p0+2５41Ｐａ则ｐE=pC—R2g=p0+1560PaE点表压为15６0Ｐa30。1０分(28２4)在贮槽液面１—１与测压口中心2—2间列伯努利方程：gZ1＋＋＝gZ2+++已知：p１=0(表压）,u1=０,Z２=0由此可得：gZ1=++①当阀门开启时:ｐ２+ｇh＝ｐ+ｇR（p为大气压)p2=gR-gh＝３。96３×1０4Pa（表压）②当阀门关闭时:p+g(Ｚ1+h)=p＋gR③Z1＝—h=-1。52=７.18ｍ=（+)=(０．02５+0。５)=４。２5将Z1，p2和的值代入式①：９.81×7.18＝＋+４。２5解得管内流速：u2=3．42m·ｓ—１体积流量:qV=3。４2×0．12×36０0=96。７ｍ3·h-１3１。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：ｇZ1++＋eq\ｏ(\s＼up9（。），W)ｅ=gZ2+++式中：Ｚ1=0,Ｚ2=10mp１=p2=0（表压)u1=u2≈0=２0J·kg-1则泵所提供的能量为：eq＼o（＼ｓ\uｐ9(。),W）e＝gZ2+=９。8１×１0+２0=9８．1+2０＝１．２×1０２J·kg-13２.１0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：=60０kJ·h-１·m－1=1．695,r２=1。６95r1=1.695×50=85mｍ故保温砖的最小厚度=r２-r1=85-50=3５mm同理按玻璃棉计算：，r３=2.33×8５=198mｍ则此时相应的玻璃棉厚度mm。3３。10分(４551）（1）最小液气比ｙ1==1.43×10—2Y1=＝１。45×10-２y2=＝１.43×10—3Y2==1。４3×10-3X2＝0X1*===５.29×10－3(）miｎ===2。47（2）吸收剂的质量流量=1。5×()ｍiｎ=１．５×２．47=3.71FC=3。７1FＢ=3.71×qＶ,0(1—y１)/2２.4=3。７１×100０×(1-１．43×10—２）／22.4=1６３ｋmoｌ·ｈ—１qm,C=FＣ×MC=1６3×１８=2。９3×１03kg·（3）出口溶液的摩尔比(比摩尔分数)由FＢ(Y1—Y2）＝FＣ(X1—X2)得Ｘ１=+Ｘ2＝+0＝3.5２×１０－3３4.10分(3７27）传热速率：=＝×４．1８×１03×（４5—20）=８.13×104W传热面积:＝＝４7．６℃Ａ===1。71m2管长:L===1。5m。35.10分（２1８7）=u2=u１(）（)（其中==＝1．2４）=２．5··=17。1m·s-136．10分（2162)证明:水平时，由伯努利方程得：-p=pA-pB＝·hf①ｈf-—直管阻力造成的能量损失(J·ｋg-1）压降—p与压差计读数的关系：－p=[R-]gR②由式①、式②得：Ｒ＝③倾斜时,同理：-pˊ=pAˊ—pBˊ=·hfˊ+gh④且－pˊ=（R－）Rˊg+gh⑤比较式④、式⑤得：R’=⑥由于水平和倾斜时,管径、管长和流量均不变则ｈf＝hfˊ故R=Ｒˊ.37．10分(4９1９）（1）Fｆ＝Fｄ+Ｆw=１0０Fｆxｆ＝Fdxd+Ｆｗxw即10０×０。6０=Fd×0．96+Fｗ×０。040。92Fｄ＝6０－4=５６则Ｆd＝６０.9ｋmol·h—1Fw=39。1kmol·h—1馏出液平均摩尔质量：Md=0.96×78＋0。04×9２＝７4。6ｋｇ·kmｏl－1残液平均摩尔质量:Ｍw＝0.0４×７8＋（1-0.04)×92＝91.4kg·kmol－1馏出液量:qm,d=6０.9×7４。9＝4561kg·h－1残液量:qｍ,w=３9.1×91．4＝3５74kg·ｈ－1（２）ｑ=1FV’＝FＶ＝150ｋmoｌ·h－1FL=ＦV－Ｆd=1５０－6０．9=８９。1ｋmol·ｈ—1R=＝=1.46(３)ｙｎ+１=xn+=ｙｎ+1＝0。５9５xn+0.39０38。10分(