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计算题1 1 化工原理试卷 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 10 m 水面高度均保持不变 输水管内 径为 68 mm 管道阻力造成的总能量损 失为 20 J kg 1 试问泵需给每千克的水 提供多少能量 2 10 分 3758 一单程列管换热器 平均传热面积 A 为 200 m2 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 8000 kg h 1和 5000 kg h 1 平均比定压热容均为 1 05 kJ 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 3 5 分 2466 已知 20 水在109 mm 4 5 mm 的导管中作连续定 态流动 如图所示 流速为 3 0 m s 1 液面上方的压强 p 100 kPa 液面至导管中心的距离为 4 m 求 A 点的表压 强为多少千帕 20 水的密度 1000 kg 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 试求 污垢层热阻占原总热阻的百 分比 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 0 630 xn 0 361 提馏段 ym 1 1 805 xm 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 1 093 105 Pa 液体的密度为 950 kg m 3 如图采用 型管出料 塔底液面高度 H 保持 1 m 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 1 013 105 Pa 计算题2 2 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 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 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 3 kPa 下 气 液两相的平衡关系式为 Y 30 X 在操作条件下 每小时进塔的炉气体积为 1000 m3 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 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 10 m R2 1 20 m h1 3 0 m h2 1 20 m h3 1 10 m 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 9 105 J kg 1及 3 8 105 J 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 150 W m 2 K 1 试求 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 1000 kmol 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 33 kPa 温度为 100 时 苯和甲苯的饱和 蒸气压分别为 176 7 kPa 和 74 4 kPa 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 13 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 1 013 105 Pa 绝压 下 100 g 水中含氨 1 0 g 的溶液上方的平衡分压为 9 87 102 Pa 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 1000 kg m 3 计算题3 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 热裂物的最终温度不得低于 200 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 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 19 mm 2 mm 的列管内流动 并已知列管 内冷却水一侧传热膜系数 1 3 50 103 W 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 60 102 W 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 4 m2 K W 1 油侧污垢层的热阻 Rs 2 1 08 10 4 m2 K W 1 管壁的导热系 数 45 0 W 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 6 m 深处用一 内径为 80 mm 的钢质水管与水槽相连 管路上装有一阀 门 距管路入口端 3 m 处有一压力表 当阀门全开时 压力表的读数为 2 6 104 Pa 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 0 103 kg 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 64 kg kmol 1 21 5 分 2803 温度为 20 的水 密度为 1000 kg m 3 粘度为 1 0 10 3 Pa s 流过长 10 0 m 内 径 10 0 mm 的导管 已知管中心水的流速为 umax 0 09 m s 1 试求 水通过上述导管引起 的压降 22 5 分 4546 已知 20 时 SO2水溶液的亨利常数 E 3 55 103 kPa 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 SO2的分压 计算题4 4 23 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 8 m3 h 1的 体积流量 拟选用22mm 3 mm 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 3 Pa s 密度为 1000 kg m 3 试计算 1 水在管内流速和流动时的雷诺数 Re 2 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 0 091 MPa 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 4 m 油面上方与大气相 通 罐侧壁下部有一个直径为 600 mm 的人孔 用盖压紧 人孔的中心在罐底以上 800 mm 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 1 093 105 Pa 液体的密度为 950 kg m 3 如图采用 型管出料 塔底液面高度 H 保持 1 m 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 1 013 105 Pa 27 5 分 2455 一个测量水流量的转子流量计 转子的密度为 1500 kg m 3 当读数为 100 时 20 水的流量为 6 00 L h 1 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 时的体积流量 2 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 3 kPa 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 x1 29 5 分 2470 如左图所示的测压装置中被测流体的密度 1000 kg m 3 指示液的密度 R 1590 kg m 3 图中 R1 100 mm R2 100 mm h1 159 mm h2 200 mm 试计算 E 点的表压强等于多少 计算题5 5 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 100 mm 的放水管连接 管路上装有一个闸阀 距槽出口 15 m 处安 装一个水银 U 形压差计 当阀门关闭时 压差计读数 R 640 mm h 1520 mm 阀门 部分开启时 压差计读数 R 400 mm h 1400 mm 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 13600 kg 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 10 m 水面高度均保持不变 输水管内 径为 68 mm 管道阻力造成的总能量损 失为 20 J kg 1 试问泵需给每千克的水 提供多少能量 32 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 600 kJ 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 14 W m 1 K 1 1 和 0 07 W m 1 K 1 玻璃棉的耐热温度为 400 玻璃棉 2 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 44 103 Pa 经处理后降为 1 44 102 Pa 入塔混合气体的体积流量为 1000 m3 标准 h 1 塔内操作条件为 20 1 01 105 Pa 时 该物系的平衡关系式为 Y 2 74 X 试求 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 2800 kg h 1 水的比定压热容为 4 18 103 J kg 1 K 1 列管为19 mm 2 mm 的钢管 19 根 并已知基于管子外表面积的 总传热系数为 1000 W m 2 K 1 试计算 1 传热速率 2 列管长度 计算题6 6 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 100 kPa 温度为 90 流速为 2 5 m s 1 实验设备的定性 尺寸直径为生产设备的 试验气体为 100 kPa 20 的空气 为使两者流动型态相似 10 1 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 6 Pa s 和 21 5 10 6 Pa s 36 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 R 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 100 kmol h 1 塔釜产生蒸气的摩尔流量为 150 kmol h 1 试问 1 馏出液和残液每小时各为多少千克 2 塔顶回流比为多大 3 精馏段操作线方程具体如何表达 苯的摩尔质量为 78 kg kmol 1 甲苯的摩尔质量为 92 kg kmol 1 38 10 分 4943 由 A B 两组分组成的混合液 在 101 33 kPa 及 80 时 A B 组分的饱和蒸气压分 别为 180 4 kPa 和 47 3 kPa 试求该物系的气液相平衡方程 39 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 8716 kg 操作回流比为 2 5 试计算 1 塔顶及塔底产品的摩尔流量 2 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 300 m2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 00 104 kg h 1 平均比定压热容均为 1 05 kJ 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 41 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 1500 kg 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 计算题7 7 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 24 mm 2 mm 长 1 5 m 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 879 kJ 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 1000 W m 2 K 1 问此冷凝器能否完成冷凝质量流量为 200 kg h 1的酒精蒸气 43 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 100 mol 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 e gZ2 1 p 2 2 1 u W 2 p 2 2 2 u f h 式中 Z1 0 Z2 10 m p1 p2 0 表压 u1 u2 0 20 J kg 1 f h 则泵所提供的能量为 e gZ2 9 81 10 20 98 1 20 1 2 102 J kg 1 W f h 2 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T1 310 T2 445 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 qm cp TT 21 冷气体单位时间损失的热量 l 0 1 热气体向冷气体传递的热流速率 l 1 1qm cp TT 21 计算题8 8 1 1 8000 3600 1 05 103 445 310 3 47 105 W 2 求热气体最终温度 T2 由热气体热量衡算可得 q cTT mp 12 5000 3600 1 05 103 580 T2 3 47 105 W T2 342 TTT 112 580 445 135 TTT 221 342 310 32 Tm 13532 135 32 ln 71 6 即 71 6 K K 3 47105 200716 24 2 W m 2 K 1 m TA 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 g u 2 2 1 g p 1 g u 2 2 2 g p 2 4 g2 32 g p 2 4 0 46 81 9 1000 2 p p2 34 7 kPa 表压 4 10 分 3711 由冷 热流体的热量衡算 2060 70120 pmpm cqcq 无污垢 20 80120 2 Tcqcq pmpm 有污垢 得 2060 20 70120 80120 2 T 则52 2 T 无污垢时 m T 2 1 60 50 55 有污垢时 2 1 m T 68 60 64 计算题9 9 又 m m pm pm TKA TAK cq cq 70120 80120 即 m m TK TK 50 40 则6875 0 64 55 50 40 K K 则污垢热阻占原总电阻百分比为 45 100 1 6875 0 1 100 1 100 1 11 K K K KK 5 10 分 4951 1 由 0 630 得 R 1 70 1 R R 2 由 0 361 得 xd 0 975 1 d R x 3 由 1 805 可得 2 24 F FF L Lw F F L w 由 0 00966 可得 0 00966 F FF x w Lw w x F F w L w 1 将式 代入式 可得 xw 0 0120 4 由两操作线方程联立求解交点坐标 y 0 630 xf 0 361 y 1 805xf 0 00966 解得 xf 0 315 6 5 分 2190 已知 950 kg m 3 pv 1 093 105 Pa p 1 013 105 Pa 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 86 m 7 10 分 3708 1 逆流时 120 70 60 20 m T 逆流 85 54 50 60 ln 5060 ln 2 1 21 T T TT 2 并流时 120 T2 20 2 T 计算题10 10 m T 并流 22 11 2 2 11 ln TT TT TTTT 逆流 并流 逆流 并流 逆流 并流 逆流 并流 T T T T T T m m 即 40 20 50 120 85 54 100 ln 100 22 22 22 TTTT TT 解上两式方程得 T2 75 2 2 T55 8 3 传热速率比原来降低的百分数为 5 10 100 40 8 35 1 100 1 100 1 逆流 并流 逆流 并流 T T 8 10 分 4547 气体进塔浓度 Y1 0 099 9 1009 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 9 kmol h 1 1000 224 273 293 1009 与成平衡的液相组成 X1 0 0033 Y1 30 吸收剂最小用量 FC min FYY XX B 12 12 1 02 103 kmol h 1 3785009900099 000330 1 实际吸收剂用量 FC 1 2 FC min 1 23 103 kmol h 1 qm C 1 23 103 18 1 22 104 kg h 1 2 溶液浓度 FB Y1 Y2 FC X1 X2 X1 FYY F B C 12 379009900099 123103 3 液气比 32 B C F F12310 379 3 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 pB 计算题11 11 pC 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 89 105 Pa 5 分 3733 1 逆流时 300 180 170 80 1 T 130 2 T 100 2 100130 m T 115 2 Hqm 3600 104 3 6 9 105 3 8 105 3 44 105 W 而 KA m T A m TK 115150 1044 3 5 20 m2 11 5 分 4530 Y1 0 0417 y y 1 1 1 004 1004 004 096 Y2 Y1 1 0 0417 1 0 8 0 00834 FC min FB 1000 0 96 YY Y m X 12 1 2 00417000834 00417 0126 0 96000334 0331 96 9 kmol h 1 实际用洗油量 FC 1 5 FC min 1 5 96 9 145 kmol h 1 12 5 分 4935 因为苯和甲苯的混合物为理想物系 所以 2 38 AB A B p p o o 1767 744 计算题12 12 xA 0 26 pp pp B AB o oo 10133744 1767744 yA 0 45 p x p AA o 1767026 10133 或 yA 0 46 ABA ABA x x11 238026 12381026 13 5 分 4973 苯的摩尔质量为 78 kmol h 1 甲苯的摩尔质量为 92 kmol h 1 馏出液组成 xd 97 98 97 98 392 0 974 精馏段操作线方程式为 yn 1 1 R R xn 1 d R x 35 351 0974 351 xn 0 78 xn 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 3 p p A 987 101300 xA 0 0108 n nn A AB 10 17 100 18 10 17 cA 0 588 kmol m 3 n V n m AA 10 17 10010 1000 1 H 5 96 10 4 kmol m 3 Pa 1 c p A A 0588 987 2 E 9 14 104 Pa p x A A 987 00108 3 m 0 902 E p 91410 101300 4 15 5 分 3732 1 并流时 300 200 20 180 计算题13 13 1 T 280 2 T 20 m T 20 280 ln 20280 98 5 2 逆流时 300 200 180 20 1 T 120 2 T 180 m T 2 180120 150 3 当石油需预热到达 250 时 由于热裂物的最终温度为 200 显然不能采用并流而 只能采用逆流 逆流时 300 200 250 20 1 T 50 2 T 180 m T 50 180 ln 50180 101 5 16 5 分 3763 K 1 11 1 12 2 RR ss 1 1 260 000018 0002 450 000032 1 3500 214 W m 2 K 1 污垢热阻 总热阻 RR K ss 12 1 000018000032 1 214 0 107 10 7 17 10 分 4972 1 q 1 yq x x f f 11 2505 125105 0 714 Rmin 090714 071405 0 869 计算题14 14 R 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 max max xy yx x q qq d d 0714 071405 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 2 2 2 u d l1 2 p 2 2 u 1 22 1 21 dl pgZ 08 0 303 0 5 01 1000 106 22681 9 2 4 25 0 m2 s 2 对 2 2 和 3 3 截面 u2 u3 表压 hf 阀门 2 p 2 2 2 u d l2 则阀门阻力引起的能量损失 hf 阀门 2 6 104 1000 0 03 2 25 08 0 4 26 18 75 7 25 J kg 1 19 5 分 4968 y1 xd 0 95 全回流操作 y2 x1 0 916 y1 x x 1 1 11 2470916 124710916 0 964 1 12 12 0950916 09640916 yy yy 0 71 20 5 分 4538 y1 0 08 Y1 0 0870 008 1008 X1 0 00326 3 26 10 3 00870 267 计算题15 15 FB Y1 Y2 GA 31 25 kmol h 1 2000 64 FC min 9586 kmol h 1 FYY XX B 12 12 3125 32610 3 qV C 285 m3 h 1 958616518 1000 21 5 分 2803 按 umax计算雷诺数 Re max 900 2000 max du 3 10 0 1 1000 09 0 010 0 因此流型肯定为层流 且已知平均流速 u 0 5 umax 0 5 0 09 0 045 m s 1 hf p 2 2 u d l 2 045 0 01 0 0 10 450 64 2 0 144 J kg 1 水流过的压降为 p 0 144 1000 144 Pa 22 5 分 4546 M SO2 64 M H2O 18 x 0 00862 00364 003 64 097 18 p E x 3 55 103 0 00862 31 kPa 23 5 分 2169 1 管内径 d 22 2 3 16 mm 管内水流速 u 3 87 m s 1 2 016 0 785 0 3600 8 2 Re 6 20 104 du 3 3 101 1087 3 016 0 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 1 p 2 2 1 u 2 p 2 2 2 u 因为 p1 p2 大气压 Z2 0 u1 0 Z1 0 763 m g u 2 2 2 81 9 2 87 3 2 计算题16 16 24 5 分 2471 P0 0 091 MPa 9 1 104 Pa pA 9 1 104 6 0 104 1 5 105 Pa 绝压 pB 9 1 104 1 01 105 1 5 105 Pa 绝压 760 442 pC 9 1 104 0 600 1000 9 81 9 69 104 Pa 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 4 m Z2 0 8 m p1 0 0 98 1000 980 kg m 3 p2 p1 g Z1 Z2 0 980 9 81 10 4 0 8 9 23 104 N m 2 人孔盖上所承受的全部压力 F 为 F p2s 9 23 104 2 6 0 4 2 61 104 N 26 5 分 2190 已知 950 kg m 3 pv 1 093 105 Pa p 1 013 105 Pa 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 86 m 27 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 水丙酮 丙酮水 水 丙酮 V V q q 对 20 的丙酮 丙酮 790 kg m 3 qV 丙酮 8 04 L h 1 10001500 790 7901500 1000 00 6 丙酮 V q 2 对于 硫酸 1300 kg m 3的硫酸 qV 硫酸 3 33 L h 1 10001500 1300 13001500 1000 00 6 硫酸 V q 28 5 分 4503 Y1 0 0225 y y 1 1 1 0022 10022 Y2 0 0010 y y 2 2 1 0001 10001 计算题17 17 X2 0 因为 Y 对于稀溶液 Y mX Xm mX 1 1 所以 min 521 F F C B YY Y m X 12 1 2 0022500010 00225 545 0 则 1 3 min 1 3 521 677 F F C B F F C B 故 X1 X2 Y1 Y2 0 0 0225 0 0010 0 0000318 3 18 10 5 F F B C 1 677 29 5 分 2470 如图列出 pA pB pC压强 pA p0 R1g p0 1590 0 1 9 81 p0 1560 Pa R pB pA h1 h2 R1 g p0 981 Pa pC pB R2g p0 2541 Pa R 则 pE pC R2g p0 1560 Pa E 点表压为 1560 Pa 30 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 1 p 2 2 1 u 2 p 2 2 2 u 21 f h 已知 p1 0 表压 u1 0 Z2 0 由此可得 gZ1 2 p 2 2 2 u 21 f h 当阀门开启时 p2 gh p gR p 为大气压 R p2 gR gh 3 963 104 Pa 表压 R 当阀门关闭时 p g Z1 h p gR R Z1 h 1 52 7 18 m RR 1000 64 0 13600 0 025 0 5 4 25 21 f h d l 2 2 2 u 1 0 15 2 2 2 u 2 2 u 计算题18 18 将 Z1 p2和的值代入式 9 81 7 18 4 25 21 f h 2 2 2 u 1000 1013600 4 2 2 u 解得管内流速 u2 3 42 m s 1 体积流量 qV 3 42 0 12 3600 96 7 m3 h 1 4 31 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 e gZ2 1 p 2 2 1 u W 2 p 2 2 2 u f h 式中 Z1 0 Z2 10 m p1 p2 0 表压 u1 u2 0 20 J kg 1 f h 则泵所提供的能量为 e gZ2 9 81 10 20 98 1 20 1 2 102 J kg 1 W f h 32 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 1 2 211 1 1 21 ln 2 2 r r TT r r TT l m 600 kJ h 1 m 1 528 0 3600 10600 400500 14 0 2 ln 3 1 2 r r 1 2 r r 1 695 r2 1 695r1 1 695 50 85 mm 故保温砖的最小厚度 1 r2 r1 85 50 35 mm 同理按玻璃棉计算 844 0 3600 10600 80400 07 0 2 2 ln 3 322 2 3 l TT r r 33 2 2 3 r r r3 2 33 85 198 mm 则此时相应的玻璃棉厚度11385198 232 rr mm 计算题19 19 33 10 分 4551 1 最小液气比 y1 1 43 10 2 14410 101 10 3 5 Y1 1 45 10 2 y y 1 1 1 y2 1 43 10 3 14410 101 10 2 5 Y2 1 43 10 3 y y 2 2 1 X2 0 X1 5 29 10 3 Y1 274 14510 274 2 min 2 47 F F C B YY XX 12 12 1451014310 52910 23 3 2 吸收剂的质量流量 1 5 min 1 5 2 47 3 71 F F C B F F C B FC 3 71FB 3 71 qV 0 1 y1 22 4 3 71 1000 1 1 43 10 2 22 4 163 kmol h 1 qm C FC MC 163 18 2 93 103 kg h 1 3 出口溶液的摩尔比 比摩尔分数 由 FB Y1 Y2 FC X1 X2 得 X1 X2 YY F F C B 12 0 1451014310 371 23 3 52 10 3 34 10 分 3727 1 传热速率 1 2 TTcq p m 3600 2800 4 18 103 45 20 8 13 104 W 2 传热面积 m T 2 1 35 1 60 47 6 计算题20 20 A m TK Q 6 471000 1013 8 4 1 71 m2 3 管长 L dn A 019 0 14 3 19 71 1 1 5 m 35 10 分 2187 1 111 ud 2 222 ud u2 u1 其中 1 24 2 1 d d 2 1 1 2 1 2 2 1 T T 20273 90273 2 5 17 1 m s 1 1 1 1 0 d d 1 1 24 1 5 21 2 18 36 10 分 2162 证明 水平时 由伯努利方程得 p pA pB hf hf 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 gR 由式 式 得 R g h R f 倾斜时 同理 p pA pB hf gh 且 p R R g gh 比较式 式 得 R g h R f 由于水平和倾斜时 管径 管长和流量均不变 则 hf hf 故 R R 37 10 分 4919 1 Ff Fd Fw 100 Ff xf Fdxd Fwxw 即 100 0 60 Fd 0 96 Fw 0 04 0 92Fd 60 4 56 计算题21 21 则 Fd 60 9 kmol h 1 Fw 39 1 kmol h 1 馏出液平均摩尔质量 Md 0 96 78 0 04 92 74 6 kg kmol 1 残液平均摩尔质量 Mw 0 04 78 1 0 04 92 91