化工原理第三版谭天恩课后答桉

第一章 1 1 0 898 kg m 3 1 2 633mmHg 1 3 z 1 78m 1 4 H 8 53m 1 5 1720 AB p mmHg 1 6 318 2Pa 误差11 2 1 7 在大管中 1 1 2 1 1 1 1 m 4 575kg s u 0 689m s G 1261kg m s 在小管中 1 1 2 1 2 2 2 m 4 575kg s u 1 274m s G 2331kg m s 1 8 6 68m 解取高位槽液面为1 1 喷头入口处截面为2 2 面 根据机械能横算方程 有 gz1 u1 2 2 p1 gz2 u2 2 2 p2 wf 式中 u1 0 p2 0 u2 2 2 m s 1 p2 40 103 Pa wf 25J kg 1 代 入上式得 z u2 2 2g p2 p1 g wf g 2 22 2 9 81 40 103 0 1050 9 81 25 9 81 6 68m 1 9 43 2kW 解对容器A 液面1 1 至塔内管出口截面2 2 处列机械能衡算式 2 2 1 1 2 2 1 e 2 f g z u p w g z u p w 2 2 已知z1 2 1m z2 36m u1 0 的速度头已计入损失中 p1 0 p2 2 16 106 Pa 2 u 122J kg 1 将这些数据代入上式得f w z2 z1 g p2 e w f w 36 2 1 9 81 2 16 106 890 122 333 2417 122 2882J kg 1 泵的有效功率Ne e s 2882 15 1000 43 2kw w m 1 10 1 4 36Kw 2 0 227MPa 1 11 B 处测压管水位高 水位相差172mm 1 12 H 5 4m pa 36 2kPa 解在截面1 1 和2 2 间列伯努利方程 得 2 2 1 1 2 2 1 2 g z u p gz u p 2 2 即 a 2 2 1 2 2 1 1 2 p p 2 g z z u u z1 z2 可从任一个基准面算起 下面将抵消 取等压面a a 由静力学方程 得 p1 g z1 z2 gR p2 Hg gR 即1 2 b 1 2 P P g z z Hg gR 由式 a 和式 b 可得 c 2 2 2 1 3 1 13600 1000 9 81 80 10 9 89 2 1000 u u Hg gR J kg 又由连续性方程知u2 u1 d1 d2 2 u1 125 100 2 1 252 u1 代入式 c 得 1 252 u1 2 u1 2 2 9 89 u1 3 70m s 1 于是u2 1 252 3 70 5 78 m s 1 喷嘴处u3 u1 d1 d3 2 3 70 125 75 2 10 28 m s 1 在截面0 0 与3 3 间列机械能衡算式 H u3 2 2g 10 282 2 9 81 5 39m 在截面0 0 与a a 间列伯努利方程 H u2 2 2g pA g 故有pA gH 1000 9 81 5 39 5 782 2 1000 22 2 u 36 2 103Pa 1 13 d 39mm 1 14 水0 0326m s 1 空气2 21m s 1 1 15 1 38 3kPa 2 42 3 1 16 不矛盾 1 17 答案略 1 18 1 第一种方案的设备费用是第二种的1 24 倍 2 层流时 第一种方案所需功率是第二种的2 倍 湍流时 第一种方案所需 功 率是第二种的1 54 倍 1 19 0 37kW 1 20 2 08kW 1 21 0 197m 不能使用 解 1 求铸铁管直径 取10 氺的密度 1000 查附录五知 1 305 Pa s kg m 1 10 3 取湖面为1 1 面 池面为2 2 面 在面1 1 与面2 2 间列机械能衡算方程 2 2 2 1 1 2 2 f g z u u p p w 因u1 u2 p1 p2皆为零 故g z a f w 式中 z 45m 代入式 a 得2 2 2 2 5 8 1000 300 5 629 2 3600 f w l u d d d 9 81 45 5 5 629 d d 5 0 01275 b 的范围约为0 02 0 03 现知VS很大 Re 也大 故 的初值可取小些 设 0 02 代入式 b 解得 d 0 01275 0 02 0 2 0 191m 检验 值 新铸铁管的绝对粗慥度 0 03mm 则 d 0 3 191 0 00157 Re 4 26 105 ud 4 s V d 3 1000 300 3600 4 0 191 1 305 10 0 02316 0 23 0 100 68 d Re 0 23 5 0 100 0 00157 68 4 26 10 可见初设的 偏小 故需进行迭代计算 再设 0 02316 代入 b 得 d 0 1968m 于是0 3 0 00152 d 196 8 Re 5 5 1000 300 3600 4 13 10 4 0 1968 1 305 10 0 23 0 23 5 0 100 68 0 100 0 00152 68 0 02302 d Re 4 13 10 与 数据相近 故迭代一次即可结束 对d 取整为0 2m 即200mm 2 1mm 时 核算是否能满足引水量为300m3 h 1的要求 1 200 0 005 d Re 3 1000 300 3600 4 0 2 1 305 10 4 067 105 0 23 5 0 100 0 005 68 0 0298 4 067 10 代入式 b 得 d 0 207m 可见 d 0 2m的管子不能满足在 1mm 时引水量不变的要求 为此应将管径 取 为210mm 才行 1 22 66 5L min 1 1 23 1 0 54m s 1 2 R1 10 65cm R2 17 65cm 1 24 输送能力变小 阀门前压力变大 1 25 u1 7 25 m s 1 u2 10 52 m s 1 风机出口压力p 65 2mmH2O 解 1 求u1 u2 根据并联管路的特点 知 f1 f 2 w w 即 2 2 2 1 1 2 2 1 1 2 2 2 l u l u d d 现 故上式化简为1 2 1 2 l 2l d d 2 2 a 1 1 2 2 2 u u 又根据质量衡算可得 2 2 2 1 1 2 2 2 2 2 1 1 2 2 2 2 2 1 2 4 4 4 0 15 0 15 10 0 2 d u d u d u u d u d ud u u b 1 2 u u 1 7 7 8 由 a b 求u1 u2 需试差 初设 则由 a 得1 2 2 1 u 2u 代入 b 得 7 36 1 u m s 1 于是 17 78 17 78 7 36 10 42 2 u 1 u m s 1 检验以上数值的准确性 查附录六知30 空气 1 165kg m 3 1 86 10 5Pa s 则 1 1 4 1 5 Re 1 165 7 36 0 15 6 915 10 1 86 10 u d 2 2 4 2 5 Re 1 165 10 42 0 15 9 790 10 1 86 10 u d 1 2 0 05 0 000333 d d 150 0 23 0 23 1 4 1 0 100 68 0 100 0 000333 68 0 0217 d Re1 6 915 10 0 23 0 23 2 4 2 0 100 68 0 100 0 000333 68 0 0205 d Re2 9 790 10 与初设值稍有偏差 再将 0 0217 0 0205 迭代入 a b 得1 2 1 1 1 2 u 7 24m s u 10 54m s 检验 4 5 0 23 1 4 Re1 1 165 7 24 0 15 6 802 10 1 86 10 0 100 0 000333 68 0 0218 6 802 10 4 2 5 0 23 2 4 Re 1 165 10 54 0 15 9 903 10 1 86 10 0 100 0 000333 68 0 0205 9 903 10 与第一次迭代值很接近 故所得结果为1 1 1 2 u 7 24m s u 10 54m s 2 求风机出口处压力 设风机出口处压力为p 根据风机出口与管出口间的机械能衡算 有 2 2 1 1 1 1 1 f f 2 2 p p p l u l u d d 支管总管 80 7 242 20 30 102 0 0218 1 165 1 165 0 15 2 0 2 2 355 0 14563 总管0 05 0 00025 d 200 5 3 Re 1 165 10 0 2 1 253 10 1 86 10 0 23 0 23 5 0 100 68 0 100 0 00025 68 0 0194 d Re 1 253 10 于是p 355 0 14563 0 0194 638Pa 1 26 11 3m 1 27 1 10 19m3 h 1 2 方案二可行 1 28 当阀门k1 关小时 V 减小 增加 增加1 V 2 V A p 1 29 表压为492 3 kPa 1 30 7 08 kg s 1 1 31 634 kg h 1 1 32 9 8 倍 第二章 2 1 0 7 2 2 1 管路特性方程 2 绘制管路特性曲线图 可得 2 3 1 对泵进 出口列机械能衡算方程 有 a 把H he 15 04m 代入式 a 可得Q 34 76m3 h 1 2 Q 90 Q 31 28m3 h 1 代入式 a 可得he 12 18m 有效功率Ne he Q g 1 04kW 型号Q m3 h 1 H m N kW IS250 200 315 678 31 1 67 3 85 IS250 200 315A 627 27 8 57 0 83 百分率Q Q D D 0 90 2 4 1 图 c 的安装方式无法将谁送上高位槽 而 a b 可以 且流量相同 2 泵所需的功率相同 2 5 1 由公及查表及公式可得 he 77m 查附录十七 可选IS100 65 250型泵 n 2900r min 1 2 合适 3 不能 不合理 2 6 IH40 20 160 2 07kW 2 7 解 1 齿轮泵或螺杆泵 2 离心泵 带开式或半开式叶轮 或齿轮泵 3 若压力不大 选离心泵 带开式叶轮 若压力大 选隔膜泵 4 双吸离心泵 5 往复泵或螺杆泵 6 计量泵 2 8 222mmH2O2 9 不能 将转速提高至1500r min 1即可 2 10 解 在汽缸中压缩 排除时 根据理想气体状态方程得压缩前体积压缩功 在密闭筒中压缩时 第三章 3 1 水中uo 0 00314 m s 1 空气中uo 0 282 m s 1 解答 根据题意给定及查取附录 可得如下数据 石英颗粒 d 60 10 6m s 2600kg m 320 水 1000kg m 3 1 10 3Pa s 20 空气 1 205kg m 3 0 0181 10 3Pa s a 在20 水中沉降 设斯托克斯定律适用 0 00314 m s 1验算 0 188 2故可用斯托克斯公式 uo 结果正确 b 在20 空气中沉降 0 282 m s 1验算 1 13 2 3 2 4 74Pa s 3 3 1 64 7 m 2 59 7 1 先设沉降在斯托克斯区 则能被完全去除的最小颗粒直径 查附录知常压 100 空气kg m 3 又已知kg m 3 Vs 2700 3600 0 75m3 s 1 A0 2 1 5 3m2代入上式得 64 7 m 检验 0 25m s 0 7104 以管外表面为基准的传热系数K2 根据题意可计算如下 1 195 10 3 K2 837 W m2 k 2 操作一年后的传热方程用Q K2 A tm 表示 与操作初期的Q K2A tm 比较 两传热系数有以下关系 式5 11c 以下分别求 tm 和 tm 查196kPa 表压 饱和水蒸汽的温度133度 有 133 133 133 133 20 80 20 70 113 53 113 63 tm 113 53 ln 113 53 79 25 tm 113 63 ln 113 63 85 58 故其中的污垢热阻Rs1 比 Rs1 6 10 4 W 1 m2 k 增加了约47 5 17能满足要求5 18 140W m 2 K 1 5 19 458W m 2 K 1 5 20 1410W m 2 K 1 5 21 K 758W m 2 K 1 5 22 53W m 2 K 1 5 23 533W m 2 K 1 5 24 533W m 2 K 1 533W m 2 K 1 5 25 K 2040W m 2 K 1 T 124 解答使用初期的传热系数K 用热衡算式计算 求 tm 水蒸气110 110 溶液20 80 90 30 54 6 则K m2cp 2 t2 t1 A tm 2 5 10000 3600 4000 80 20 15 54 6 2035 W m2 k 使用一年后的平均温差变为 tm 水蒸气110 110 溶液20 72 90 38 60 3 则 1597W m 2 K 1 为使溶液出口温度保持80度 必须是平均温差满足 即使得 69 6 此时的加热水蒸气的温度T 应该满足下式 69 6或 得T 123 9 比原来的T 110 升高13 9 5 26 2630W m 2 K 1 5 27 0 818 5 28 0 75 t2 103 解油ms1cp1 0 9 2 1 1 89kJ s 1 K 1 水ms2cp2 0 6 4 187 2 51kJ s 1 K 1 可知ms1cp1p 过程为脱吸 9 4 吸收率0 95 吸收量285 h 1 9 5 10 下7 89L m 3 11 27mg L 1 x 6 34 10 6 H 1 676 10 5kmol m 3 kPa 1 9 6 解 根据例9 5中所得的算式及 计算 取三位有效数字 可得下表 作图从略 9 7 100kPa 下 x 6 56 10 5 P 90 9kPa 9 8 100kPa 下 9 9 解 从两相给质系数 按以下公式求总传质系数式中溶度系数根据传 质系数间得换算式 有气相阻力在总阻力中所占得比例为 9 11 9 12 加倍 h0不改变 加倍 h0增加23 9 13 回收122 8 h 1 减少4 2 h 1 9 14 L 0 0429kmol m 2 s 1 h0 15 7m 解 出塔水中丙酮得组成为对塔顶 塔底得物料衡算式 9 39 为故为原用水 量的0 875倍 以下用平均推动力法求填料层高h 与例9 6相同故 所求h0为原高度11 8m 的1 33倍 9 15 9 16 1 或 2 h0约4 4m 9 17 ya 2 55 10 4 9 18 1 NOG 7 84 2 NOG 15 2 3 NOG 18 5 9 20 ya 7 86 10 4 解 应用式 9 76 其中故 据习题9 17 1 的用水量及平衡关系已得A 1 18 代入上式 得 9 21 式 9 92 算得为0 175m 式 9 93 算得为0 45m 第十章 104x 2 81 5 26 8 43 14 0 19 7 28 1 42 0 103y 6 26 15 7 26 3 48 0 69 3 105 167 10 1 解法一 由例10 1中表10 2和此物系在指定条件下的气液平衡组成x 0 256 y 0 455 设液相所占的摩尔分数为q 可列出方程 0 256q 0 455 1 q 0 4 解得q 0 276 故液气比为 q 1 q 0 276 0 724 0 381 解法二做较准确的计算 苯 A 和甲苯 B 的蒸汽压 按下述安托万方程计算 则当t 100 时 求 180 0kPa 74 17kPa 根据拉乌尔定律和道尔顿定律 得以下方程组 代入数据 P 101 3kPa 解得 xA 0 2563 xB 0 4555 根据苯的物料衡算 0 4F 0 2563L 0 4555 F L 可解得F L 3 589 而q L F 1 3 589 0 2786 故液气比为 q 1 q 0 2786 1 0 2786 0 3862 10 2 pA 25 2kPa pB 1 5kPa x 0 844 y 0 942 3 02 10 3 解 1 应用式 10 3 由题意有 P 80kPa xA 0 4 yA 1 0 4 0 6则显然 当蒸汽压 满足上式的温度t 即为 泡点 联立下述安托万方程 可通过计算机求解得t 故认为所求的泡点t 87 25 此状况下的平衡气相组成为 2 在P 101 3kPa 下 x 0 4时平衡气相组成可按例10 2计算 由表10 3可得 2 36 0 25x 代入x 0 4 则有 2 46 于是偏差 以本题 1 中同样的求解方法求P 26 7kPa x 0 4时的泡点 求得t 55 14 43 81kPa 15 23kPa 此时平衡气相组成为偏差由以上计算结果可知 当总压变化不大时 80 101 3 0 79 按本题定义的偏差不大 0 032 但总压变化甚大时 26 7 101 3 0 264 相应的偏差也较大 0 158 不能忽略 10 4 在x 较小处 按组成得到的相对挥发度 较按理想溶液计算值为大 而x 较 大处 偏小 可知甲醇 水与理想溶液的偏差颇大 不能作为理想溶液 10 5 釜液组成x2 0 498 馏出液组成xD 0 804 10 6 x 0 508 y 0 784 若冷凝量增大 组成将变大 若使x0 0 6的液体汽化 1 3 结果与上述相同 10 7 x 0 508 y 0 784 与习题10 6的结果相同 10 8 y2 0 898 x2 757 10 9 精馏段约需7 7层 提馏段约需6 3层 10 10 解由题意有xD 0 97 xW 0 04 xF 0 5 2 5相平衡关系 由于q 1 则将xF 0 5代入平衡关系 求得y 0 714 即定出点e 0 5 0 714 由最小回流比的定义可知 该线经过e 0 5 0 714 和a 0 97 0 97 应用 式 10 40 得 所以 实际回流比R 1 5Rmin 1 79 可求得精馏段操作线为即 提馏段操作线可由b xW xW 及精馏段操作线和q 线的交点d 决定 将x 0 5 代入精馏段操作线 求得y 0 6685 即有d 0 5 0 6685 由此可求得提馏段操作线为下面进行逐板计算 精馏段 x2 0 869 用平衡关系 y3 0 905 用物料衡算 即操作线 x3 0 793 用平衡关系 y4 0 856 用操作线 x4 0 705 用平衡关系 y5 0 800 用操作线 x5 0 615 用平衡关系 y6 0 742 用操作线 x6 0 535 用平衡关系 y7 0 691 用操作线 x7 0 472 用平衡关系 提馏段 y9 0 540 x9 0 319 y10 0 422 x10 0 226 y11 0 294 x11 0 143 y12 0 181 x12 0 081 y13 0 096 x13 0 0408 y14 0 041 x14 0 0169 因此 理论板数为 14 1 13层 进料位置为第7层板 10 11 1 R 1 7 2 D 40 3kmol h 1 3 q 0 654 10 12 解根据单板效率定义 对n 板有 同时 对全回流的物料衡算为yn 1 xn 从所测得的数据可得到第n 1 n 2板的效率如下 其中 故Emv n 1 0 700 同理 Emv n 2 0 691 10 13 精馏段14层 提馏段7 5层 10 14 解由习题10 13中的数据xD 0 95 xF 0 6 xW 0 25 R 4 1 45进行计算 1 最少理论板数Nmin 按式 10 44 计算 2 最小回流比Rmin 应用式 10 45 计算 3 应用吉利兰关联理论板数N 现 按式 10 48 计算Y 4 精馏段理论板数N1 先求精馏段的最少理论板数Nmin 1 也由式 10 44 计 算 其中 按式 10 49 计算 提馏段理论板数N2 N N1 1 6 95 10 15 Dmax 6 91kmol h 1 10 16 梯级的两个线段各代表经过这层理论版的组成变化 10 17 可采取以下措施 加大回流比R 降低进料管位置 减少料液的焓 10 18 解 由题意有 根据物料衡算 有 F D W 代入已知值 两式联立求解 得 由于分凝器相当于一块精馏板 而釜相当于一块提馏板 而 则由相平衡方程可得 而点满足如附图所示虚线框内得物料衡算 代入 可求得R 3 871 由于是饱和液体进料 因此 塔釜产生蒸气 10 19 由题意有 根据物料衡算 有 F D W 由此解得 精馏段操作线方程为 即有 1 蒸馏过程相当于通过一层精馏板和一层提馏板 由精馏段操作线方程式 4 于是 将代入式 3 从而求得 2 蒸馏过程相当于通过两侧精馏板和一层提馏板 类似地使用操作线方程和相平衡方程 可求得 y1 xD 0 8 0 6154 0 7385 x2 0 5304 y 3 0 7101 将x w 代入式 3 从而求得 D 67 2kmol 3 蒸馏过程相当于通过两层精馏板和一层提馏板 类似地交替使用操作线方程和相平衡方程 可求得 y1 xD 0 8 0 6154 0 7385 x 2 0 5304 将xF 0 7代入精馏段操作线方程 可求得 从而可据d 0 7 0 7666 和b 确定提馏段操作线方程为 显然 x2 y3 在上述提馏段操作线上 则有 又据相平衡方程 有 联立式 6 式 7 解得 另一根0 7407 0 5304 不合题意 舍去 将代入式 3 从而求得 D 78 2kmol 由上述求解过程可知 欲获得最大得苯回收率 宜采用流程 10 20 A B C D A B C D 10 21 解对物系进行物料衡算 如下列式子可得 总衡算F D W 对组分A 0 04F xA DD 对组分B 0 06F xB DD 对组分C 0 4F 0 05D 0 75W 由上面式子可得D W 0 5F xA D 0 08 xB D 0 12 则xC D 0 75 再用捷算法估计分离轻重关键组分所需的理论板数 得 Nmin 10 25 计算最小回流比Rmin 2 637 然后应用吉利兰关联 可得 X 0 2727 Y 0 3910 则可计算所需的理论板数共为N 17 5 精馏段的最少理论板数为Nmin 1 6 69 故其理论板数为N1 11 4 提馏段理论板数N2 N N1 1 5 1 与例10 13比较 在C E 二元溶液中加入较易挥发的组分A B 后精馏段 提 馏段的理论板数都有所减少 N1从14减少到11 4 N2从7 5减少到5 1 第十一章 11 1 1 0 81 2 0 081 3 0 078m 清液柱 11 2 泡沫液面高0 29m 需加大板间距 停留时间4 6s 合用 A B C A B A B C D 11 3 D 0 9m 11 4 1 总板效率E 46 2 未计入底段 顶段的高度近20m 11 5 D 1 4m 液泛分率为0 61 11 6 mG 10000kg h 1 勉强可用 但偏高 11 7 D 0 7m h0 20m 压降约为筛板塔的0 2倍 第十二章 12 2 x 18 y 62 E 0 27F R 0 73F 12 3 1 429 4 87 5 7 7 03 12 4 x 9 5 y 51 5 E 0 486F R 0 514F 12 5 x 5 2 y 54 E 0 51F R 0 49F 12 6 S 501kg h 1 12 7 N 7 12 8 N 4 CR1 0 69g L 1 CR2 0 42 g L 1 CR3 0 28 g L 1 GR4 0 19g L 1 第十三章 13 1 1 0 256 H 0 0862kg kg 1 2 0 0675 H 0 534 13 2 H 0 0186 kg kg 1 0 238 I 98 6kJ kg 1 VH 0 942 td 23 7 13 3 1 HM 0 0481 kg kg 1 IM 166 kg kg 1 2 H 0 0481 kg kg 1 0 01 I 219 kJ kg 1 解由t 20 0 05 查附录七得ps 2 338kPa 则 H1 0 622 0 622 0 00072 kg kg 1 I1 1 01 1 88H1 t1 2492H1 1 01 1 88 0 00072 20 2492 0 00072 22 0 kJ kg 1 类似地 由t 50 0 8 查附录七得ps 12 33kPa 则 H2 0 622 0 622 0 0671 kg kg 1 I2 1 01 1 88H2 t2 2492H2 224 0 kJ kg 1 经过混合后 HM 2 7 H1 5 7 H2 0 0481 kg kg 1 IM 2 7 I1 5 7 I2 166 3 kJ kg 1 加热至90 时 可在图13 3定出该点 沿水平线与t 90 等温线相交 得该温 度 如下 H 0 0481kg kg 1 0 01 而I 1 01 1 88 0 0481 90 2492 0 0481 218 9 kJ kg 1 13 4 1 H2 0 019 kg kg 1 I2 78 7 kJ kg 1 2 0 7 2 Q 3780kJ W 1 09kg 13