2014化工原理复习题.

1、化工原理复习题一、选择与填空题（在每个小题选出一个正确答案或填入正确答案）（本大题共20小题，每空1分，总计30分）。参考答案：1、某密度为t =1000 Kg mJ的不可压缩流体在异径园管内稳态流动，体积流量Vs =85 m3 h1，则该管路系统的质量流量 Ws二85000 Kg = 23.6 Kg L ;流 体流过的其中一段园管的直径 U =50 mm ，另一段园管的直径 D2 =100 mm，则该 流体在直径 D1 =100 mm圆管内的平均流速 5= 3.0 m L，质量流速G 3000Kg -sJ ;在直径D2 =150 mm圆管内的平均流速 氏二1.3 m s，质量流速G2二130

2、0 Kg m sJ。（保留小数点后一位）1、当地大气压Pa =100KPa，若密度=1000 Kg m，则该地水库中水深度h = 10 m处的绝对压强p绝=198100 Pa，表压p表=98100 Pa。（取g=9.81 m s）1、 当流体在园管内流动时，管中心流速为4 ms，则管内的平均速度为 凹 ms。（1）6（ 2） 3.2（ 3） 2（ 4） 32、流体在圆形直管中作层流流动，如果流量等不变，只是将管径增大一倍，则阻力损 失为原来的 _1/16 。3、 某设备的表压强为40KPa,则它的绝对压强为140KPa，另一设备的真空度为30KPa，则它的绝对压强为 70KPa。（当地大气压为

3、100KPa）4、在列管式换热器中，用饱和蒸汽加热空气，下面两项判断是否合理。甲：传热管的壁温将接近加热蒸汽温度。乙：换热器总传热系数K将接近空气侧的对流传热系数ICJA.甲、乙均合理B .甲、乙均不合理C.甲合理，乙不合理D.乙合理，甲不合理l25、流体在直管中流动的阻力计算公式是 hf一丄J Kg4。d 25、流体密度=1000 Kg m在某段水平直管直径d =100 mm，管长I =10 m内流动，流速 u =2 ms，管内流体流动 Re =1000，贝U h 12.8 J Kg ， Hr 1.28J N 4 ， Apr 1280 J或Pa ，若管路系统是绝热的，流体比热c =4.184

4、 J Kg K 4，则1 Kg温度升高值 氏二H K。（取g=10 m寸，保留小数点后一位）。6判断流体流动类型的准数为（A）A .Re 数 B. Nu 数 C . Pr 数 D . Fr 数7、当20C的甘油（P=1261 （ Kg m山）,4 =1.499（ Pa .s）在内径为100mm的管内流动时，若流速为2.5（ ms）时，其雷诺准数Re为 210.3 ，其摩擦阻力系数入为_0.3043。7、当20 r的某流体（P=1261 （ Kg ）, 4 =1.0（ Pa ），在内径为100mm的管内流动时，若流速为2.5 （ m）时，其雷诺准数Re为_250_，其在直管中流动的摩擦阻力系数九

5、为 0.2560。8、 离心泵对流体做功的部件是叶轮，其中将动能部分转化为压强能的部件是涡壳。8、 离心泵对流体做功的部件是 叶轮，其中涡壳的作用是将 动能 部分转化为 压强 能的部件。9、 传热的基本方式有传导、对流、辐射。黑体的吸收率A=亘。10、流体在圆形直管中作层流流动，如果流量等不变，只是将管径减小一倍，则阻力损失为原来的 16倍 。11、蒸馏是利用液相混合物各组分间 挥发度 的不同达到分离的目的。12、 精馏操作时，不同进料状态中，饱和液体进料的q=_J。12、精馏操作时，不同进料状态中，饱和蒸汽进料的q= 0。12、 精馏操作时，汽液进料，其中液相摩尔分率为0.4,则进料热状态参

6、数q =。13、 精馏操作回流比的两个极限分别是最小回流比 和 无穷大 。14、 精馏设计中回流比常常取最小回流比的1.12.0倍。15、 沸腾传热可分为三个区域，它们是自然对流、膜状沸腾 和 核状沸腾。工程上宜维持在核状沸腾 区内操作。16、饱和蒸汽冷凝时，传热膜系数突然下降，可能的原因是蒸汽中含不凝气，壁附近形成一层气膜，传热阻力加大，膜系数急剧下降。17、在一列管式换热器中用水来冷却某有机溶液。现希望有机溶液的出口温度降低一些（溶液的流量、进口温度不变），可采取的措施有增加冷却水的流量或降低冷却水的进口温度。18、管内介质的流速u对管内传热膜系数a有何影响？ （ A ）A、U增大,a增大

7、；B、U增大,a减小；C、u减小，a增大；D、无影响。19、你认为下列哪些方案可强化对流传热？ （ ACD ）A、提高流体的流速；B、提高热流体的入口温度；C、在换热管外侧加装翅片；D、将换热管换成内螺纹管20、 泵壳的主要作用是汇集液体，导出液体，能量转换装置。二、简答题（本大题共1小题，每题10分，总计10分）1、恒摩尔流假定的内容及其成立的条件是什么？答：（1）恒摩尔汽化：精馏操作时，在精馏塔的精馏段内每层塔板的上升蒸汽摩尔流量都是相等的，提馏段也是这样。但两段的上升蒸汽摩尔流量不一定相等，即：V1=V2=V3= = Vn=V V1 =V23=-=V n=V （2 分）（2）恒摩尔溢流：

8、精馏操作时，在塔的精馏段内，每层塔板下降的液体摩尔流量都是相等的，提馏段也是这样。但两段的液体摩尔流量不一定相等。即：L1 =L2 = - =L n=LL1 =L2 =L3 =- =Ln =L （2 分）恒摩尔流假定成立的条件：（1）各组分的摩尔气化潜热相等。（2分）（2） 气液接触因温差交换的显热可以忽略。（2分）（3） 塔设备保温良好，热损失可以忽略。（2分）三、判断题（本大题共5小题，每小题2分，总计10分）1、 在管道外包扎保温层，保温层越厚保温效果越好。（X）2、 两个焓值相同但温度不同的物体相接触，则高温物体传递热量给低温物体。（V）3、 温度不同的两个物体只有相互接触才有热量的传

9、递。（X）4、 气体吸收操作，宜采用低温，高压。（V）5、 理想间歇釜式反应器内各处温度始终相等，因而无需考虑热量传递问题。（V）四、计算题（本大题共5小题，每小题10分，总计50分）1、用泵将贮槽中的料液输送到蒸发器中进行浓缩。敞口容器内液面维持恒定。已知料液密度为1200 Kg m，蒸发器上部的蒸发室内操作压强为 200mmHg真空度），蒸发 器进料口高于储槽液面15m，输送管道的直径为68X4mm输送液流量为20（m3h）。 设溶液流经全部管路的能量损失为 12.23 J N （不包括出口能量损失），若泵的效率 为60%，试求泵的功率。解：在1-1 和2-2 间列伯努力方程：Zi22Rm

10、P2 u2-一He=z2-一亠二H f 律82g e 282g f，（2 分）Ui ： 0, R = 0（表压）,z- = 0, Z2=-5 （1 分）血佥学（1分）20兀 2兀2丿八融蔦du2=7W.004 皿2=1.97（心）（1 分）P2 - -200 101325 - -267 104 Pa （1 分）760 H fJ 2 =12.23J /N,=1200 Kg m”242Hr 号 2tH =15呛 1223 洛叫 N）（1 分）20Ne=VsgHe1200 9.81 25.16 =1650（W） =1.65 KW （1 分）3600Np=伸=2.75（） （ 1 分）0.62、用填料

11、塔逆流吸收SQ和空气混合气体中的SQ,吸收剂用清水。清水入口温度为293K, 操作压力为101.3KPa,进吸收塔的混合气体中SQ的摩尔分数为yi=8%，要求吸收率为*95%,惰性组分流量为70Kmol/h。在此条件下SQ在两相间的平衡关系为丫 =26.7X。取 液气比为最小液气比的1.4 倍,气相总体积传质系数为 K T2 -320C （1 分）t, =220：C t2 =280：C （1 分）=T, -t, =440 -220 =220 （1 分） ：t2 二T2 -t2 =320 -280 =420 （1 分），tm-t t2选-105.6C（1 分）逆流时：h =440：c T2 =3

12、20C （1 分）t2 =280：C右=220：C （1 分）-t2 =440 -280 =160 （1 分）：t2 =T2 -匕=320 -220 =100 （1 分） 一、选择与填空题（本大题共 20小题，每空1分，总计40分）选-127C （1 分）1、 流体在圆形直管内作强制湍流时，其对流传热系数a与雷诺准数Re的n次方成正 比，其中的n值为（B）A .0.5 B. 0.8 C. 1 D. 0.22、 离心泵的工作点是指管路特性曲线与离心泵特性曲线的交点。3、一套管换热器，环隙为120C蒸汽冷凝，管内空气从20T被加热到50r，贝u管壁温 度应接近于（B）。A: 35r B : 120

13、C C : 77.5 C D : 50C4、 同种静止的流体内部等高处，压强相等，说明流体静压强只与高度 有关。一般 来说，良好的导电体也是良好的导热体导热系数也较大_ （选填：相等，不等，有 关，无关，导热体，载热体，较大，较小）5、离心泵启动前应该先灌泵，并 关闭 出口阀。（选填：关闭，打开）6流体在圆形直管中作层流流动，如果流量等不变，只是将管径增大一倍，则阻力损 失为原来的 1/16 07、米糠油在管中作层流流动，若流量不变，管径、管长不变，油温升高，粘度为原来的1/2，则摩擦阻力损失为原来的1/2倍。8、 当Re为已知时，流体在圆形管内呈层流时的摩擦系数入=_64/Re_，在管内呈湍

14、流 时，摩擦系数入与 Re、管壁相对粗糙度有关。9、 离心泵在启动前如果没有灌泵时，就会发生气缚 现象。10、 在钢、水、软木三者，导热效果最佳的是钢，保温效果最佳的是软木 。11、 圆形直管内流体流动，Re ： 2000 属于层流，2000 : Re： 4000属于过渡流，Re 4000属于湍流。12、 某设备的表压强为50KPa,则它的绝对压强为150KPa，另一设备的真空度为50KPa,则它的绝对压强为 50KPa。（当地大气压为100KPa）13、 相同条件下，有相变时的对流给热系数 大于相变时的对流给热系数。换热设备在 使用初期其污垢热阻 较小，使用一段时间以后污垢热阻会 增加，所以

15、要定期清 洗。（选填：大于，小于，较大，较小，减少，增加）14、在列管式换热器中，用饱和蒸汽加热空气，下面两项判断是否合理。甲：传热管的壁温将接近加热蒸汽温度。乙：换热器总传热系数K将接近空气侧的对流传热系数（CJA.甲、乙均合理B .甲、乙均不合理C.甲合理，乙不合理D.乙合理，甲不合理I厶15、流体在直管中流动的阻力计算公式是 _ hf_ J KgJ 。d 216、判断流体流动类型的准数为（A）A .Re 数 B. Nu 数 C . Pr 数 D . Fr 数17、当20r的甘油（1261 Kg=1.499 Pa s ）在内径为100mm的管内流动时，若流速为2.5m.f时，其雷诺准数Re

16、为 210.3,其摩擦阻力系数入为 0.3043。18、 离心泵对流体做功的部件是叶轮，其中将动能部分转化为压强能的部件是涡壳。19、 传热的基本方式有传导、对流、辐射。黑体的吸收率A=亘。20、 沸腾传热可分为三个区域，它们是自然对流、膜状沸腾和 核状沸腾。工程上宜维持在核状沸腾 区内操作。二、判断题（本大题共5小题，每题2分，总计10分）1、 工厂的车间里将蒸汽管外保温层外表涂成白色是为了降低辐射传热。（V）2、 由加热管壁传热使液体沸腾，核状传热系数比膜状传热系数大。（V）3、 温度不同的两个物体只有相互接触才有热量的传递。（X）4、 稳态流动系统在给定位置其流动参数不随时间而改变。（V

17、）5、传热达到稳态后温度分布不随时间而改变。（V ）三、计算题（本大题共 3小题，1小题20分,2小题20分,3小题10分，总计50分）1、用泵将贮槽中的稀碱液送到蒸发器中进行浓缩。泵换进口管为 89X 3.5mm的钢管, 碱液在进口管的流速为1.5 ms，泵的出口管为76X 2.5m m的钢管。贮槽中碱液的液面距蒸发器入口处的垂直距离为 7 m，碱液经管路系统的能量损失为 40 J Kg-1 ， 蒸发器内碱液蒸发压力保持在1.96 X 104 Pa （表压），碱液的密度为1100 Kg m试计算所需的外加能量。g= 9.81 ms（下同）参考答案：解：取贮槽的液面1-1为基准面，蒸发器入口管

18、口为 2-2截面，在1-1与2-2截面间列柏努利方程式，即gZ1 岁 We 二 gZ2hf,1 22 2移项，得： We =g(Z2 -Zi) . 2 7 1 - U2 2Ul 7 hf,i，2根据连续性方程，碱液在泵的出口管中的流速为:U2=Uod2丿do= 2.0(m s )因贮槽液面比管道截面大得多，故可认为 uiM0将已知各值代入上式，则输送碱液所需的外加能量为：421.96 汉104 22jWe =7 9.8140 = 128.5(J Kg )1100 22、用泵将贮槽中的料液输送到蒸发器中进行浓缩。敞口容器内液面维持恒定。已知料液密度为1200 Kg m，蒸发器上部的蒸发室内操作压

19、强为200mmHg真空度），蒸发器进料口高于储槽液面15m，输送管道的直径为68x4mm输送液流量为20（m3h）c 设溶液流经全部管路的能量损失为 12.23 J NJ （不包括出口能量损失），若泵的效率 为60%，试求泵的功率。解：在1-1 和2-2 间列伯努力方程：Z1.旦.u!g 2gq 化0,只=0（表压），z,=0（m ），勺=15（口）He =Z2 石 2gP2U2 v H f,1 f20兀2Vsd U2360042i0.068-2 0.004 U2 = u? = 1.97 m sP2二200 101325 - -2.67 104 Pa760、HfJ ：2 =12.23 J NJ

20、 匚=1200 Kg m；He;?g 2gU2、Hf15 应卫 込 12.23 = 25.16(J N)、t1200 疋 9.812 981NeM3 厂 36001200 9.8125.16 =1650(W) =1.65 KWNP叫=侮=2.75(KW)0.63、硫酸生产中SO2转化系统，用转化气在外部列管换热器中预热 SO2气体。若转化气 温度由440E降至320C, SO2气体由220E被加热至280C，试求并流传热和逆流传热 的对数平均温差。参考答案：解：并流时：h =440：C T2 =320；Cb =220；C t2 =280C J =440 -220 =220 ；C：t2 二 T2

21、 -t2 =320 -280 =420 叱飞一选In= 105.6 :C逆流时: 440； T2 =320 Ct2 =280；C右=220：C=T| t? = 440 280 = 160 Cit? =T? -t| =320 - 220 =100 C 一、选择与填空题（1）冷液体进1、我们在讨论二元混合物的精馏时，谈到进料的热状况有五种它们是:料（2）饱和液体进料（3）汽液混合物进料（4）饱和蒸汽进料（5）过热蒸汽进料2、 同种静止的流体内部等高处，压强相等，说明流体静压强只与高度 有关。一般 来说，良好的导电体也是良好的导热体。其导热系数也较大 （选填：相等，不等，有 关，无关，导热体，载热体

22、，较大，较小）3、 离心泵启动前应该先灌泵，并关闭出口阀，若没灌泵会发生 现象，从而打不 上液体。（选填：关闭，打开，气缚，汽蚀）4、理论板是指离开这块板的汽液两相达相平衡，塔板上的温度、液相和汽相组成也可 视为均匀一致的塔板5、米糠油在管中作层流流动，若流量不变，管径、管长不变，油温升高，粘度为原来 的1/2，则摩擦阻力损失为原来的1/2咅。&当Re为已知时，流体在圆形管内呈层流时的摩擦系数入=_64/Re_，在管内呈湍流时，摩擦系数入与 Re、 管壁相对粗糙度_有关。7、 离心泵在启动前如果没有灌泵时，就会发生气缚 现象。8、 在钢、水、软木三者，导热效果最佳的是钢，保温效果最佳的是软木

23、。9、 圆形直管内流体流动，Re： 2000 属于层流，2000 :Re： 4000属于过渡流，Re 4000属于湍流。11、双组分精馏数学模型的恒摩尔流假定成立的条件是（1）各组分的摩尔气化潜热相等；（2）气液接触因温差交换的显热可以忽略；（3）塔设备保温良好，热损失可以忽略。12、当回流比等于全回流时回流比为（二）13、当精馏在全回流操作状态时进料流量F=_0_ Kmol s，塔顶采出流量 D=_0Kmol s，塔底采出流量 W= _0_ Kmol孑 14、对于给定的分离要求和进料热状态和汽液相平衡关系，若精馏塔的回流比等于最小 回流比Rmin时，则精馏塔理论上需要（：）块理论板才能达到分

24、离要求。15、判断流体流动类型的准数为（A）A .Re 数 B. Nu 数 C . Pr 数 D . Fr 数17、 离心泵对流体做功的部件是 叶轮，其中将动能部分转化为压强能的部件是 涡壳。18、 传热的基本方式有传导、对流、辐射。19、 沸腾传热可分为三个区域，它们是自然对流、膜状沸腾 和 核状沸腾。20、混合气体的吸收操作依据是利用混合中各个组分在吸收剂中溶解度的差异而实现分 离的。21、 易溶气体的吸收操作传质阻力主要集中在气膜 。（选填：气膜，液膜，界面）22、 难溶气体的吸收操作传质阻力主要集中在一液膜_ 。（选填：气膜，液膜，界面）23、对吸收操作，双膜理论认为气液界面的传质阻力

25、等于 0_，气相主体以及液相主 体的传质阻力等于_0_。（选填：无穷大，0）24、 混合气体的吸收操作条件是温度低 有利，压力有利，对于吸收液的解吸操作条件是温度 卫有利，压力_低有利。（选填：高，低）25、 对于低浓度混合气体的吸收操作的恒摩尔流假定是：惰性气体摩尔流量恒定， 纯溶剂的摩尔流量 恒定。（选填：恒定，不恒定）26、 对于低浓度混合气体的吸收操作我们认为在整个吸收过程中是等温 吸收过程， 从而不作热量衡算，操作压力取全塔平均操作压力，从而作为 等压 吸收过程处理。（选填：等温，不等温；等压，不等压）27、 吸收液的解吸操作线位于气液平衡曲线下方，混合气体吸收操作的吸收操作线 位于

26、气液平衡曲线 上方 。（选填：上方，下方）28、混合气体吸收操作，当气液平衡曲线为直线 Y* =mX时，吸收液能达到的最大浓度为Xjmax，出塔尾气的最低浓度Y2min = mX?。29、 吸收操作实际操作液气比V取最小液气比的 1.1-2.0倍，若实际操作液气比寺等于最小液气比，达到吸收要求，吸收塔的高度等于 二（m ）。30、 蒸馏是利用液相混合物各组分间挥发度 的不同达到分离的目的。某纯组分A在某温度下的挥发度 a=戌。设某A,B二元均相混合物中A,B在某温度下的饱和蒸*汽压分别为pA, PB，A的组成为Xa，则A的挥发度A=旦；Xa* *B的挥发度5=_空； A相对于B的相对挥发度二鼻

27、=_空空XB十 BXA PB31、 精馏操作时，不同进料状态中，饱和液体进料的q=_J。32、 精馏操作回流比的两个极限分别是全回流和最小回流比 。33、精馏设计中回流比R常常取最小回流比Rmin的1.1-2.0倍。34、 在蒸馏一章中，用相对挥发度表示的双组分汽液相平衡关系为x 仝仃o35、在蒸馏一章中，双组分系统中 A的挥发度是用 戌表示。36、在蒸馏一章中，在讨论双组分系统的精馏计算数学模型时和吸收操作计算一样采用 了恒摩尔流假定，其内容是在精馏段和提馏段内上升的蒸汽和下降的液体均分别恒摩 尔流 。37、管内介质的流速u对管内传热膜系数a有何影响？ （ A ）A、U增大,a增大；B、U增

28、大，a减小；C、u减小，a增大；D、无影响。38、你认为下列哪些方案可强化对流传热？ （ A,C,D ）A、提高流体的流速；B、提高热流体的入口温度；C、在换热管外侧加装翅片；D、将换热管换成内螺纹管39、 在讨论双组分系统的精馏计算时恒摩尔流假定的成立的条件是（ 1）各组分的摩尔 气化潜热相等;（2）气液接触因温差交换的显热可以忽略； （3） 塔设备保温良好，热 损失可以忽略。40、 Re与d,u,的关系式为Re二畔，Nu与：的关系式为Nu 1 , Pr与Cpj, 的关系式为Pr二二、判断题1、 工厂的车间里将蒸汽管外保温层外表涂成白色是为了降低辐射传热。（V）2、 由加热管壁传热使液体沸腾

29、，核状传热系数比膜状传热系数大。（V）3、 温度不同的两个物体只有相互接触才有热量的传递。（X）4、 稳态流动系统在给定位置其流动参数不随时间而改变。（V）5、 传热达到稳态后温度分布不随时间而改变（V）&牛顿粘性定律指出：动量传递速率与速度梯度成正比（V）7、傅里叶定律指出：导热的热量传递速率与温度梯度成正比。（V ）8、Fick定律指出：分子扩散速率与浓度梯度成正比。（V ）9、其他条件相同的情况下，强制对流传热比自然对流热量传递速率小。（X）10、其他条件相同的情况下，涡流扩散传质速率比分子扩散传质速率小。（X）11、 在管道外包扎保温层，保温层有最佳厚度。（话12、 两个焓值相同但温度

30、不同的物体相接触，则高温物体传递热量给低温物体。（V）13、 温度不同的两个物体只有相互接触才有热量的传递。（X）14、气体吸收操作，宜采用低温，高压。（V）15、理想间歇釜式反应器内各处温度始终相等，因而无需考虑热量传递问题。（V ）16、 蒸馏是利用液相混合物各组分沸点的不同达到分离的目的。（X）17、 液相中A、B组分相对挥发度越大越容易通过蒸馏实现分离。（V ）18、 精馏操作分离A、B组分的极限条件是汽液相平衡。（V ）19、精馏操作时，不同进料状态中，饱和液体进料所需的理论板数最少。（X ）三、计算题1、在常压连续精馏塔中分离苯-甲苯混合液，原料液流量为 F=1000Kmol hJ

31、，组成为含苯Xf =0.4 （摩尔分率，下同）馏出液组成为含苯Xd =0.9，苯在塔顶的回收率为 n =90%泡点进料（q=1），回流比为最小回流比的1.5倍，物系的平均相对挥发度口为2.5。试求：（1）精馏段操作线方程；（2）提馏段操作线方程。解:DXdFXf-0.9 （1 分）D 二0.9FxfXd0.9 1000 0.40.9= 400 Kmol h，W=F-D=1000-400=600Kmol hJFXf = DXd WXw（1 分），1000 0.4 = 400 0.9 600 xwxw 二 0.00667 o精馏段操作线方程:XdR+1 R+1进料热状态参数:q二1 ，贝U：Xq

32、=Xf oXq, yq位于平衡线上，则Xq2.5 0.4yq1 C -1）Xq1 1.5 0.4= .625Xd yq 091.22，R=1.5Rmin =1.83yq -xq0.625-0.4精馏段操作线方程：小1；3麗9严叫.318V =V =(R 1)D =2.83 400=1132 Kmol hr = L qF=L F=RD F =1.83 400 1000 = 1732 Kmol hJ提馏段操作线方程：LfWxw 1732y m 1xmxmVV1132600 0.06671132=1.53xm - 0.03542、在常压填料吸收塔中，用清水吸收废气中的氨气，废气流量为 2500 m3

33、 hJ （标准 状态下），其中氨气浓度为0.02 （摩尔分率），要求回收率口不低于98%若水用量为 3.6 m3 h二，操作条件下汽液相平衡关系为 Y =1.2X （式中X ,Y为摩尔比），气 相总传质单元高度为HG=0.7m，试求：（1）塔底、塔顶推动力.洱和厶丫2；全塔对数 平均推动力:Ym （2）气相总传质单元数Nog （3）填料层高度H。解：Y-= 0.02 二 0.02041 -y11-0.02丫2 =第(1 一 ) =0.0204(1 - 0.98) =0.00041V 二鑒 (1一力)二空 (1 0.02)=109.38 Kmol 巾一122.422.4L =芟 I000 =20

34、0 Kmol h J ； V(丫 _Y2) = L(XX2)18X-(Y1 -Y2) = 10938(0.0204 -0.00041) =0.0109L200Y -mX 0.0204 -1.2 0.0109 = 0.00732：Y2 =Y2 -mX2 =Y2 =0.00041,、,心丫 化0.00732 0.00041 Ym120.0024l1丫2lnP0.00041气相传质单兀数:M半Y20.0204 0.00041NOg8.33.-：Ym0.0024填料层咼度：H= Nog Hog =8.33 0.7 =5.83 m4、用填料塔逆流吸收S02和空气混合气体中的SO2，吸收剂用清水。清水入口

35、温度为293K,操作压力为101.3(KPa，进吸收塔的混合气体中SO2的摩尔分数为yi=8%，要求 吸收率为95%,惰性组分流量为70 Kmol hJ 。在此条件下SQ在两相间的平衡关系为Y*=26.7X。取液气比为最小液气比的1.4倍，气相总体积传质系数为KYa =2.5 X10-2 Kmol sm，塔直径为1 m，求所需填料层的高度H? m。解：Y1込 0080.087 molSO2 molair1 -y11-0.08% =Y(1)=0.087(1 0.95) = 0.00435(molSO2 molairJ )X2=0, L,V= 1.4 -二2 .JminX1 _X2 X1 -X2=

36、 1.4Y-0X 0.0023 molSQ molH2O0.087-0.00435 ,0.087-0.004351.4X1 -00.087 026.7 -塔底气相传质推动力： 二Y Y* =0.087 - 26.7 0.0023 = 0.0256塔顶气相传质推动力：丫2 二笔 -丫； =0.00435 -26.7 0=0.00435吸收的气相对数平均传质推动力：厶Ym二空1匕=0.012m .也Yln 1Y2气相传质单兀数：Y %0.0870.00435 小Nog126.888:丫m0.012气相传质单元高度:Hog 二 V70/3600?，0.991 mKy2.5 10-4 12填料层高度：

37、H =Hog Nog =6.83 m5、苯一甲苯二元混合物xf =0.5 ( mol分数,下同)，在某操作压强下的平衡曲线已经作出。塔顶产品中苯的摩尔组成为 xd =0.95，塔底产品中苯的摩尔组成为 xw =0.05，试用梯级作图法求出所需理论板块数，进料板位置在从上往下数第几块板解：精馏段操作线方程为：八 E X 虽二 y -x 0.95R + 1 R+18 + 1并且经过xD,xD = 0.95,0.95 ,截距为 黔 =0.1056XdXfq线方程为：y q x= y匹q1q10.510.51= y - -X 1并且经过Xf，Xf二0 . 5 ,斜率为-1且与精馏段操作线相交。提馏段操

38、作线经过xw,xw = 0.05,0.05且经过精馏段操作线与提馏段操作线的交点。作出精馏段、提馏段操作线、q线，再作梯级即可解题了。作图如下10.90.80.3XXmly0.2/0.10.10.20.30.40.60.70.80.90.5 x(mol%)梯级作图法求出所需理论板块数为 7.5 （含再沸器），进料板位置在从上往下数第4块理 论板.6、硫酸生产中SO2转化系统，用转化气在外部列管换热器中预热SO2气体。若转化气一侧的对流传热系数为=50 WK 4 ，加热介质一侧的对流传热系数为：2 -1000 W m K 4，忽略管壁热阻及污垢热阻，求总传热系数 K=?。参考答案及评分标准：1

39、1解: 打02足=蔽00111111 -2R0.0210二 K =47.6190 W m KK r :2501000R10.02R295.24%,=1 -95.24 =4.76%R 0.0210R故传热控制步骤在转化气一侧。66、硫酸生产中SQ转化系统，用转化气在外部列管换热器中逆流换热预热SQ气体。若转化气温度由440C降至320C, SO2气体由220E被加热至280C, (1)试求并流传 热和逆流传热的对数平均温差。(2 )若转化气一侧的对流传热系数为 冷=50Wm，K，加热介质一侧的对流传热系数为：1000 W m2 KJ，忽略管 壁热阻及污垢热阻，求总传热系数 K=? W m K J

40、 (3)若传热面积S为50 m2，求 总传热速率Q = ? W解：逆流时：=440：C T2 =320Ct2 =2800 右=220：C-t2 =440 -280 =160 ；CI 二T2 -t1 =320 -220 =100 CC=127 ：CIn1111 1(2)，一=一+ = 一+=0.0210n K =47.6190(W m-2，K )K 1 2 50 1000(3)、Q =KStm =47.6190x5027 = 3.0238X05(J s) 7、用一连续精馏塔分离乙醇水混合物。进料中含乙醇 40%(mol%),于40T加入塔 中。塔顶设全凝器，泡点回流，R=3，塔顶馏出液含乙醇78

41、%(mol% )，釜液含乙醇2%(mol%)，以F=1 Kmol s为基准计算塔内汽、液两相流量。T-x-y数据如下：x(mol%): 0,5,10,20,30,40,50,60,70,80,89.4,95,100y(mol %) : 0,31,43,52.5,57.5,61.4,65.7,69.8,75.5,82,89.4,94.2,100t(C):100,90.6,86.4,83.2,81.7,80.7,79.9,79.1,78.7,78.4,78.15,78.3,78.360.3c时查得乙醇的：Cp,a =142(KJ Kmol - K)，=39300( KJ KmoF )水的：Cp,b

42、= 75.2( KJ KmolK)，心=40700( KJ KmoL )解：Xf =0.4,xd =0.78,Xw = 0.02,F =1 Kmol s工-1F=D+W|D =0.5(Kmol s )= 1Fxf =Dxd WxwW =0.5 Kmol s回流量：L = RD = 3 0.5 = 1.5 Kmol s i精馏段气相流量： V =(R，1)D =4 0.5 = 2.0 Kmol sJXf =0.4时，泡点tb =80.7Co在平均温度为1 -80.7 40 =60.3C时查得乙醇的：1 1 1Cp,a=142(KJ Kmol K ), r39300KJ Kmol )水的：Cp,b

43、= 75.2( KJ Kmol J K ), rB= 40700( KJ KmoL )进料的： Cp,f Cp,aXa Cp,bXb= 142 0.4 75.2 0.6=101.9 KJ Kmol K进料的平均汽化热：r =aXa - Xb-39300 0.4 40700 0.6=40400 KJ Kmol，C1019进料热状态参数：q =1 竺(tb -tF) =1 (80.7 -40)=1.103r40400L 二 L qF =1.5 1.103 1 =2.603 Kmol sV L -W =2.603-0.5 = 2.103 Kmol sor:V二V -(1-q)F =2.0 0.103

44、 1 =2.103 Kmol s47、用一连续精馏塔分离乙醇水混合物。进料中含乙醇 40%(mol%),于40T加入塔 中。塔顶设全凝器，泡点回流，回流比 R=3，塔顶馏出液含乙醇78%( mol%),釜液含 乙醇2% (mol%)若进料热状态参数q=0.5，以F=1 Kmol 1为基准计算塔内精馏段 和提馏段的汽、液两相流量。解：Xf =0.4,Xd = 0.78,Xw = 0.02,F = 1 Kmol s i厂1F=D+WlD= 5(Kmo1 s-)Fxf =Dxd Wxww =0.5 Kmol s回流量：L=RD=3 0.5 =1.5 Kmol sJ精馏段气相流量： V =(R1)D =4 0.5 = 2.0 Kmol sJ因为进料热状态参数：q =0.5L = L qF =1.5 0.5 1 二2.0 Kmol sV-W =2.0-0.5 =1.5 Kmol sJ or:V二V -(1-q)F =2.0-0.5 1 =1.5 Kmol s8、反