化工原理习题

第一章流体流动

1-1某混合气体中含CO4%,218%,^160%,H8%（体积分数），求该混合气在O.IMPa,

500℃时的密度。

1-2在大气压强为lOOkPa的地区，某真空塔上方真空表的读数为70kPa。若在大气压强为

80kPa的地区，使该塔内维持相同的绝压，则真空表的读数为多少？

1-3为测定某设备中气体的压强差，装有图示两个U管压差计，测得

R（=400mrqHg,R=50mipHg,R=40mmHO,求A、B两处的压强差（以kPa表示）。

1-4某气轴内径8m（女口附图示），钟罩及其附件共重9000kg,若略去其浸在水中部份所受

的浮力，计算气柜中表压强为多大时才干使钟罩上浮，以及水封的高度Ah。

1-5如附图所示，常温水在管道中流过，在a、b两点间安装指示液为汞的U型压差计，

若R=200mmHg,求两点间的压强差。

1-6水在图示管中流动，截面1处流速为0.5m/s,管内径为0.2m,由于水的压力产生水柱高

为1m。截面2处管内径为0.1m,计算两截面处产生的水柱高度差h。设由截面1至截面2

间的能量损失为2J/kgo

1-7图示一高位槽输水系统，管路为（p57x3.5mm钢管。已知水在管路中流动的能量损失

为Zh123u2（u为管内流速），计算水量为多少m-Vh。

1-8图示送水装置，吸入管尺寸为（p57x3.5mm,要求送水量14m3/h,进口管路所有能

量损失为Z蚱5W,试计算2—2,截面真空表读数。

1-9高位槽内水的液面高于地面8m,如附图示。水从（p108x4mm的管道中流出，管路

出口高于地面2m“若水流经系统的能量损失可按£h=6：5u2计算（不包括出口），u为管中

水的流速，计算水的流量为若干。若高位槽供水中断，计算其液面下降1m所需时间。1-

10图示冷冻盐水循环系统，盐水循环量为45m3力，密度为1100kg/m3。管路直径相同，盐水

自A流经两个换热器到B处的能量损失为lOOJ/kg,,而由B流到A处的能量损失为50J/kg,ii

算⑴泵的有效功率；（2）若A处的压强表读数为025MPa时，B处压强表的读数。

1-1150℃的水流经内径为500mm的直管，问水的流速至少为多少时流动才为湍流，若管

内流动的是50C常压空气，则流速又为何值。

1-12一定量的液体在圆形直管内作层流流动，若管长及液体物性均不变，而管内径增加

一倍，计算因流动阻力而产生的压强降将如何变化。

1-13在本题附图所示的装置中，于异径水平管段两截面间连一倒置U管压差计，以测量

两截面间的压强差。当水的流量为10800kg/h时，U管压差计读数R为120mm,粗、细管

的直径分别为（p60x3.5mm和（p42x3mm。计算水流经两截面间时的能量损失。

1-14将密度为1073kg/m3,粘度为6.3x10-4Pa6的溶液用泵从反应器送到高位槽（如附图示）。

流量为2xl04kg/h°反应器液面上方保持30kPa的真空度，高位槽液面上方为大气压强。管

道为（p76x4mm的钢管，管壁绝对粗糙度为0.3mm,直管总长50m,管路上

有两个全开闸阀，五个标准弯头和一个局部阻力系数为4的孔板流量计。若泵的效率为

70%,求泵的轴功率。

1-15从设备送出的废气中含有少量可溶物质，在放空之前令其通过一个洗涤塔，以回收

这些物质进行综合利用，并避免环境污染。气体流量为Im3/s（在操作条件下），p=1.13kg/m\

N=1.9xlO5Pa.s。如本题附图所示，气体进入鼓风机前的管路上安装有指示液为水的U管压

差计，其读数为30mm。输气管与放空管的内径均为200mm，管长与管件、阀门的当量

长度之和为150m（不包括进、出塔及管出口阻力），放空口与鼓风机进口的垂直距离为

20m,已估计气体通过塔内填料层的压强降为1.96x]03Pa。管壁的绝对粗糙度可取为

0.15mm,大气压强为lOOkPa。求鼓风机的轴功率（n=75%）。

1-16如本题附图所示，贮槽内水位维持不变。槽的底部与内径为100mm的钢质放水管相

连，管路上装有一个阀门，距管路入口端15m处安有以水银为指示液的U管压差计，其

一臂与管道相连，另一臂通大气。压差计连接管内充满了水，测压点与管路出口端之间

的直管长度为20mo

⑴当阀关闭时，测得R=600mm,h=1500mm;当阀部份开启时，测得R=400mm,h=1400mm。

磨擦系数九可取为0.025,计算放水量。

（2）当阀全开时，h=1300mm,R=150mm,计算该阀全开时的阻力系数

1-17本题附图所示为一输水系统，高位槽的水面维持恒定，水分别从BC与BD两支管排

出，高位槽液面与两支管出口间的距离均为Um。AB管段内径为38mm,长为58m；BC

支管的内径为32mm、长为12.5m；BD支管的内径为26mm、长为14m,各段管长均包

括管件及阀门全开时的当量长度。AB与BC管段的磨擦系数人均可取为0.03。试计算：（1）

当BD支管的阀门关闭时，BC支管的最大排水量为若干m3/h。（2）当所有阀门

全开时，两支管的排水量各为若干m3/h。BD支管的管壁绝对粗糙度£可取为0.15mm,水

的密度为1000kg/m3,粘度为0.001Pa•s。

1-18在（p38x2.5mm的管路上装有标准孔板流量计，孔板的孔径为16.4mm,管中流动的是

20℃的甲苯，采用角接取压法用U管压差计测量孔板两侧的压强差，以水银为指示液，测

压连接管中充满甲苯。现测得U管压差计的读数为600mm,试计算管中甲苯的流量为若

干kg/ho

第二章流体输送设备

2-1在用水测定离心泵性能的实验中，当流量为26m3/h,转速为2900r/min时，泵出口处

压强表的读数为152kPa,进口处真空表的读数为25kPa,轴功率为2.45kW。真空表利压

强表之间的垂直距离为0.4m,吸入和排出管分别为（p89x3.5mm和（p76x3mm，两测压口间

的流动阻力可忽稍不计，试计算此泵在该点下的性能参数。

2・2原用于输送水的离心泵，现改为输送1400kg/m3的水溶液，其它性质可视为与水相同，

若管路状况等均不改变，试说明：（1）泵的流量是否发生变化；（2）泵出口处压强表读数是

否发生变化；（3）泵的KJP》轴功率是否发生变化。

2-3采用例2-1附图所示的管路系统测定离心泵的气蚀性能参数，需在泵的吸入管路中安装

调节阀，适当调节吸入和排出管路上的阀门，可使吸入管阻力增大而流量保持不变。若

吸入管内径为100mm,排出管内径为50mm,孔板流量计孔口直径为35mm,流量计U

型压差计读数R=850mmHg0当真空表读数为550mmHg时刚好发生气蚀现象，试求此

流量下泵的允许气蚀余量和允许吸上真空度。当地大气压为101.3kPa,水温20℃。

24某离心泵的特性方程为H=37-1.2x105Q2,当管路系统中排出容器和贮槽液面均为常压

时，管路特性方程为He=4.8+60.6x1（HQe2,求将泵安排在该系统中输送常温水，但排出容

器表压要求130kPa时的流量和压头（式中H、He单位为m,Q、Qe单位为m3/s）。2-5某型

号的离心泵特性方程为H=18-6X1SQ2（H单位m,Q些位为m3/s）,现用该泵从常压贮水

池中将水抽送到渠道中，已知贮水池截面积为100m2,池中水深8m。输水开始池内水面

低于渠道水平面2m。输水过程渠道水平面保持不变且与大气相通，管路系

统的压头损失H〒4xlSQe2（H单位m,Qe单位nP/s）,计算将水池中水全部抽出所需

时间。

2-6用两台离心泵从水池向高位槽送水，单台泵的特性方程为H=28-1X1SQ2,管路特性方

程可表示为He=13十1x15Qc2,试计算两台案并联，申联时的输水量，并与单泵工作时

进行比较。

2-7用离心泵以40m3/h的流量将常压贮水池中65℃的热水输送到凉水塔顶，并经喷头喷

出而落入凉水池中，以达到冷却之目的。已知水在进入喷头之前需维持49kPa的表压强，

喷头入口较热水池高6m,吸入管路和排出管路压头损失分别为1m和3m,管路中的动压

头可略去不计。试选用合适的离心泵，并确定泵的安装高度。当地大气压为KX）kPao2-8

采用一台三效单动往复泵，将常压贮槽中密度为1250kg/m3的液体输送到表压强为

1.28MPa的塔内，两液面垂直距离10m,管路系统的总压头损失为2m。已知泵的活塞直径

为70mm,冲程为225mm,往复次数为2001/min,泵的总效率和容积效率分别为90%和

95%,求泵的实际流量，压头和轴功率。

2-9用一台往复泵将密度为1100kg/m3的液体从A池送往B池，两池均为常压。往复泵的流

量为5m3/h,A池截面积为12m2,B池截面积为4.5皿，开始时B池液面比A池液面高

10m,输送管路内径为30mm，直管和所有局部当量长度为16m,流动磨擦系数可取为

0.040计算将25m3液体从A池送到B池所需能量。2-1020℃的空气直接由

大气进入风机再通过内径为300mm的水平管道送到炉底，炉底的表压为10.8kPa。空气

输送量为2000m3/h（进口状态计），管长为150m（包括所有局部当量长度），管壁绝对粗

错度为0.2mm。试选择一台合适的离心通风机，当地大气压强为lOOkPa。

2-11用三级压缩把29（）kg/h,2（）℃空气从98.07kPa压缩到6.28MPa,设中间冷却器能将压缩

后的气体冷却到20℃,各级压缩比相同，计算三级压缩所消耗的理论功（按绝热压缩过程

考虑，空气绝热指数为1.4）。若采用单级压缩，计算所需消耗的理论功、绝热压缩后空气

的温度T及容积系数（设余隙系数为5%）o

第三章非均相物系的机械分离

3-1密度为2600kg/m3的球形石英颗粒在20℃空气中自由沉降，计算在层流区沉降的最大颗

粒直径和在湍流区沉降的最小颗粒直径。

12在底面积为40m2的除尘室内回收气体（p=1.06kg/m3,-2xl.Pa⑥中的球形固体颗粒，颗

粒密度为3OOOkg/m3,气体处理量为3600m3小。计算理论上能彻底除去的最小颗粒直径。

3-3用一多层降尘室除去炉气中的矿尘，优尘中最小粒径为Xpm,密度为4（XX）kg/m3。降尘

室长4.1m,宽1.8m,高4.2m,操作条件为常压，427℃;气体粘度为3.4x1gPa.s,密度为

0.5kg/m3。炉气处理量为2160标准m3/h,确定降尘室内隔板的间距及层数。

34含尘气体中尘粒密度为2300kg/m3,气体流量为1200m3/h,粘度为3.6x1SPa$密度为

0.68kg/m3o若采用圆筒直径为0.4m的标准型旋风分离器进行除尘，估算其临界直径、分

割粒径和压强降。

3-5用过滤面积为4.5m2的某过滤机在表压为200kPa下对某料浆进行恒压过滤，测得以下

数据：

过滤时间，0/s30060)9001200001800

滤液量，V/m30.45(.8()1.()51.251.431.58

试求过滤常数K、Ve、Oeo

3-6用压滤机在表压为150kPa下恒压过滤某悬浮液，1.6h后得滤液25m3,介质阻力可略去

不计。求⑴若表压提高一倍，滤饼的压缩性系数为（）.3,再过滤L6h可得多少滤液；（2）若其

它不变仅将操作时间缩短到lh,所得滤液又为多少？

3-7用一台38个框的BMS50/810-25型板框过滤机过滤某悬浮液，悬浮液中固相质量分率

为0.139,固相密度为2200kg/m3,液相为水.己知每m3滤液中含水500kg,操作条件下

K=2.72x10-5m2/s,qe=3.45xl（Pm3/m，求⑴滤框全部充满滤液时所需过滤时间及滤液体积;

⑵过滤后用0.8m3清水洗涤，求洗涤时间（设洗涤条件同过滤）。

3-8用叶滤机处理某悬浮液，先以等速过滤2（）min,得滤液2m3。随后保持当时的压强差

再过滤40min,问共得滤液多少m3?若该叶滤机每次卸渣，清洗重装等辅助操作需20min,

求滤液日产量（设滤布阻力可以忽略）。

3-9在3x10.Ta的压强下对钛白粉的水悬浮液进行过流试验，测得K=5x10-5m电,

qe=0.01m3/m2,u=0.08o现采用38个框的BMY50/810-25型板框过滤机过滤此料浆，过滤

条件与试验时彻底相同。求⑴滤框充满滤渣时需过滤时间；（2）过滤完毕以滤液量1/10的清

水进行洗涤的洗涤时间；（3）若卸渣，重装等辅助操作需15min,求每小时平均可得滤饼多

少m3。

3-10某悬浮液中固相质量分率为9.3%,固相密度为3000kg/m3；液相为水，已测得悬浮液

物料特性常数k=l.lx104mV（s.atm）,滤饼的空隙率为40%。现用一台转鼓直径为1.75m,

长度为0.98m,过滤面积5m2,浸没角度为120。的GP5-1.75型转筒真空过滤机进行过滤，

转速为0.5r/min,操作真空度为600mmHg。已知滤饼不可压缩，过滤介质阻力可以忽略,

求该过滤机的生产能力及滤饼厚度。

3-11当滤布阻力可以忽略时，若已规定每一循环中的辅助操作时间为0,涉水体积与滤

液体积之比为a,要使恒压操作的间歇过滤机取得其最大生产能力，如何确定过滤时间？

3-12若分别采用以下措施，分析转筒真空过滤机的生产能力将如何变化，设波布阻力不

计，滤饼不可压缩。

⑴转筒尺寸按比例增大50%；

⑵转筒浸没度增大50%；

⑶操作真空度增大50%；

⑷转速增大50%；

⑸滤浆中固相体积分率由10%增稠至15%,已知滤饼中固相体积分率为60%；

(6)升温使滤液粘度减小50%o

讨论这些措施的可行性。

第四章传热

44燃烧炉的平壁由三种材料组成：⑴耐火砖，导热系数入=L0?W/(m・K),厚230mm；

⑵绝热砖，导热系数为九=215OW/(m-K),规格为65mmxl13mmx230mm；⑶普通砖，

导热系数好0.93W/(m・K):若耐火砖内侧温度为1()(M)℃,耐火砖与绝热砖接触处温度

为940。矗缘砖与普通砖间的最高温度不超过130℃(设各砖间接触良好)，求普通病外

侧的温度和绝热砖的厚度。

4-2某输送水蒸气管为(pl70x5mm钢管，在其外包孔两层厚度分别为30mm的绝热材料，第

一层为矿渣棉，导热系数为0.065W/(m.K),第二层为石棉灰，导热系数为0.20W/(m.K).管内

壁温度为300C,保温层外表的温度为40C,求50m管长的散热量。

4-3蒸汽管外包扎两层厚度相等的绝热材料，若第二层的平均直径为第一层的二倍，而导

热系数仅为其一半，现将两层材料位置互换，其它情况假设保持不变，问散热量将如何

变化？

4-450C空气以5m/s的速度在内径为60mm的管内被加热到150℃,管长为3m,求管壁

对空气的对流传热系数。

4-598%的硫酸以0.7m/s的速度在套管换热器的环隙中流动，硫酸的平均温度为70℃,内

管外壁的平•均温度为60'C,换热器的内管直径为(p25x2.5mm,外管直径为(p56x3mm,求此

时的对流传热系数。

4-6常压下温度为120℃的甲烷以10nVs的平均速度在列管换热器的管间沿轴向流动，离

开换热器时甲烷温度为30℃,换热器外壳内径为180mm,管束由30根(pl9x2mm的钢管

组成，求甲烷对管壁的对流传热系数。

4-7流量为720kg/h的常压饱和水蒸汽在直立的列管换热器的列管外冷凝。换热器内列管

为(p25x2.5mm,长为2m的钢管，列管外壁温度为94℃,试按冷凝要求估算换热器的管数(

设管内侧传热可满足要求，换热器热损失略去不计)。

4-8外径为50mm,长为10m的氧化钢管，其外壁温度为250℃,若将该管敷设在⑴与管径

相比很大的车间内，车间内石灰粉刷壁面的温度为27℃,石灰粉刷壁黑度片0.91；(2)截面

为200mmx200mm的红砖砌的通道中，通道壁的温度为20℃。求两种情况下由辐射引

起的热损失。

49在一逆流换热器中，将1.25kg/s的苯用冷却水从350K冷却到300K,苯的平均比热为

1.9kJ/kgKo冷却水入口温度290K,出口温度320K,换热器采用(p25x2.5mm钢管。水走管

程，水和苯的对流传热系数分别为0.85和1.7kW/(m2.K),若忽略污垢热阻，求所需管子

总长和冷却水消耗量。

4-10在并流换热器中，用水冷却油，水的进出口温度分别为15C和40℃,油的进出口温

度分别为150℃和100℃。现因生产任务要求油的出口温度降至80℃,假设油和水的流量、

进口温度及物性均不变，试求换热器管长增至原来的多少倍才干满足要求，设换热器的

热损失可以忽略。

4-11重油和原油在单程套管换热器中呈并流流动，两种油的初温分别为243℃和128℃,

终温分别为167℃和157℃。若维持两种油的流量和初温不变；将流动改为逆流，求此时

两流体的终温及换热最变化(设物性和传热系数均不变化)。

4-12在一传热面积为50nl2的单程列管换热器中，用水冷却某溶液，两流体逆流。冷水由

20℃升至38℃,流量为33000kg/h,溶液由110℃降至60℃。换热器进行清洗后，在两流体

流量和进口温度不变的情况下，冷水出口温度增到45℃,试计算换热器清洗前传热面两

侧的总污垢热阻值。假设清洗先后流体物性、两侧对流传热可视为不变，水的二匕热可取

为4.187kJ/(kg・K),热损失不计。

4-13在一单程列管换热器中，用饱和水蒸汽加热原料油。温度为160c的饱和蒸汽在壳程

冷凝排出饱和液体，原料油在管程流动，由20℃被加热到106℃。列管换热器由长为4m,

叫9x2mm的25根管组成。换热器传热量为125kW,求管内对流传热系数。又若油的流

速增加一倍，且增加先后油的流动已达到湍流，求此时油的出口温度(设油的物性不变)。4-

14在列管换热器中，用120c的饱和蒸汽将置于常压贮槽中的温度为20C,比热为

2.0kJ/kgK,质量为20000kg的重油进行加热。采用输油能力为6000kg/h的油泵，将油从贮

槽送往换热器，经加热后再返回贮槽中，油循环流动，若要求4小时后油温升高到

80℃,计算所需传热面积。设加热过程中KpT取为350W/(m2.K),且任何时刻贮槽内

温度均匀一致。°

4-15平壁设备内平均温度为154C,为防止因辐射和对流作用而向周围空气散失过多的热

量，拟涂一层导热系数为().D98W/(m.K)的绝热层，要求绝热层外表面温度不超过4()℃,周

围大气温度为20℃。传热总热阻可认为集中在绝热层内，求绝热层厚度。

4-16容器内盛有105℃的甲苯1400kg,内部装有外表面积为32年的蛇管，蛇管内通以13℃

的冷水。经若干时间后测得甲苯冷却到25℃,而相应的水出口温度为18℃,试计算冷却

水的流量和冷却时间。设换热器热损失可忽略，操作过程甲苯和水的平均比热分别为

1.8kJ/(kg-K)及4.19kJ/(kg・K),基于管外表面积的总传热系数为255W/(m2.K)。

4J7每小时有一定量的气体在套管换热器中从T冷料到1,冷水进口承摩分别为t和I,

两流体逆流流动并均为湍流。若换热器尺寸已知且气底向管壁的对流传热系数比管壁向

水的对流传热系数小得多，污垢热阻和管壁热阻均可略去不计，试讨论：

⑴若气体量增加10%，仍采用原换热器，但要求维持原来的冷却程度和冷却水进口程度，

应采取什么措施；

⑵若因气候变化，冷水进口温度下降至f,仍采用原换热器，并维持原来的冷却程度，I

则应采取什么措施；

⑶在原换热器中，若将两流体改为并流，而仍要求维持原有的冷却程度和加热程度是否

可能，若不可能应采取什么措施。

4-18采用初温为30C的循环水将流量为60m3/h的粗苯液体从80℃冷却到35℃,试设计适

宜的列管换热器。

弟五早烝发

5-1在单效中央循环管蒸发器内，W10%NaOH水溶液浓缩到3。％,分离室内绝压为15kPa,

蒸发器加热管内的液层高度为1.8m,溶液密度为1230kg/m3,求溶液的沸点。

5-2在中央循环管蒸发器中，将NaNO本溶液从5%浓缩到25%。原料液温度为40C,

加热蒸汽表压为3()kPa,分离室的真空度为6()kPa,蒸发器传热面积为l()()m2,总传热系

数为15()OW/(m2.K)。若由液柱静压强引起的温度差损失可以忽略，蒸发器热损失亦不

计，当地大气压强为lOO.OOkPa。计算原料液流量和水分蒸发量。

5-3现将1500kg/h的某种水溶液从15%连续浓缩到40%,使用一台传热面积为10m2的蒸发

器。原料液在沸点下加入蒸发器，估计操作条件下溶液的各种温度差损失为18℃,而热

损失及溶液的浓缩热可略去不计。蒸发室操作真空度为80kPa,蒸发器的总传热系数为

l(X)()W/(m2.K),当地大气压强为l(X)kPa,试求加热蒸汽压强及其消耗量。

5-4在中央循环管式单效蒸发器中，将1800()kg/h的CaCl水瘴液从10%浓缩至25%。原

料液温度为25℃,蒸发室绝压为30kPa,各种温度差损失为14℃,加热蒸汽绝压为300kPa。

蒸发器总传热系数为1000W/(m2.K),热损失为100kW,浓缩热可略去，试计算蒸发器的

传热面积和加热蒸汽用量。

5-5在双效并流蒸发流程中，蒸发l(XX)kg/h,浓度为1()%的某种水溶液。第一效完成液浓度

为15%,第二效为30%,两效中溶液的沸点分别为108℃和95℃。试计算溶液自第一效

进入第二效时因自蒸发出的水分量占第二效总蒸发量的百分数。

5-6在双效并流蒸发装置中，蒸发4(XX)kg/h,浓度为10%的某种水溶液。第一效完成液浓度

为15%,蒸发室绝压为lOOkPa,溶液因蒸汽压下降和液柱静压强引起的温差损失为6.4C

o第二效蒸发器中(A+A"尸17℃,冷凝器中绝压为20kPa,求第二效完成液的浓度。假设

蒸发器的热损失及其浓缩热均可略去。

5-7在三效并流的中央循环管式蒸发装置中，将10000kg/h浓度为15%的KNO4溶液浓

缩到45%,原料液的温度为80℃,比热为3.5kJ/(kg・K),加热蒸汽绝压为400kPa,冷凝

器内绝压为20kPa,各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出。各效蒸发器的总传热系

数分别为KgOOOW/OnjK）、K=iq00W/（m2.K）、K=500W/（m2.K）。试计算蒸发器的

传热面积。假设各效蒸发器传热面积相等，计算中浓缩热和热损失、由液体静压引起的

温差损失均可略去不计。

第六章蒸储

6-1苯一甲苯混合液含苯0.4（摩尔分率），在lOOkPa下将其加热到95C,计算此时两相平衡

组成和汽化率。苯（A）和甲苯（B）的饱和蒸汽压和温度的关系为:

。1206.351343.94

igp6.023……•gP°n6.078…

t220.24Bt219.58

式中：po——i组分的饱和蒸汽压，kPa：t——温度，℃。

i

6-2在常压下将原料液组成为0.6（易挥发组分的摩尔分率）的两组分溶液分别进行简单蒸憎

和平衡，若汽化率为1/3,计算两种情况下的釜液和储出液组成。设在操作范围内气液平

衡关系为y=0.46x+0.549。

6-3在常压连续精循塔中分离苯一甲苯混合液，原料液流量为100kmol/h,组成为含苯

65（摩尔分率，下同），要求溜出液中含苯0。0,釜残液组成含苯OOSc计算塔顶及塔底产

品流量。若原料液组成变为含苯0.4时，塔顶及塔底产品组成不变，苯的回收率将发生如

何变化。

64在常压操作的连续精储塔中分离含甲醇0.4与水0.6（均为摩尔分率）的溶液，求⑴进料温

度为40C；⑵泡点进料；（3）露点进料时q值。常压下甲醇一水溶液的平衡数据如下：

若原料液流量为100kmol/h,饲出液组成为0.95,釜液组成为0.04（均为甲醉摩尔分率），回

流比为2.5。求产品量、精镭段和提储段的上升蒸汽量（设塔内为恒摩尔流动）。

d5连续精储塔中的操作线方程式为：精储段y=0.732x+0.263；提储段y=1.25x-O.O18。7若原

料液于露点温度下进入精微塔中，计算原料液、储出液、釜残液的组成及回流比。&6在

常压连续精储塔中分离苯一甲苯混合液，进料为饱和液体，其中含苯0.5（摩尔分率，下同）。

塔顶饰出液组成为0.9,塔底釜液组成为0.1,泡点回流，回流比为20,求所需理论板层数和

加料板位置。苯一甲苯气液平衡数据可用习题1的方程计算。

若其它条件不变，但回流温度为20C,求此时的操作线方程及所需理论板层数。已知回

流液的泡点温度为83C,平均汽化潜热为32xlOkI/（kmoLK）,平均比热为140kJ/（kmo卜K）。

6-7在常压连续精储塔内分离苯一甲苯混合液，原料液为饱和液体，其中含苯0.2（摩尔分

率，下同），储出液组成为（）.9,釜液组成为（）.05,操作回流比为2。若于精镯段某一塔板处

取出一股流量为塔顶产品流量的1/2,组成为0.6的饱司液体，求所需的理论板数及加料

板、取料口的位置。操作过程塔顶采用全凝器，泡点回流，塔釜间接蒸汽加热，物系

相对挥发度为2.46。

&8用一连续精储塔分离A、B双组分理想溶液，原料液口含A0.44,储出液中含A0.957均（为

摩尔分率）。已知溶液的平均相对挥发度为2.5,最小回流比为1.63,计算进料热状况参数q

情。

6-9在连续精储塔中分离某组成为0.5（易挥发组分的摩尔分率，下同）的双组分理想溶液，

原料液为泡点进料。塔顶采用分凝器和全凝器，分凝器向塔内提供组成为0.88的回流液，

全凝器提供组成0.95的塔顶产品。已知塔顶储出液中易挥发组分的回收率为96%,塔顶

第一层板的液相组成为0.79。计算⑴操作回流比和最小回流比；（2）塔底产品组成。6-10

在连续操作的板式精储塔中分离苯一甲苯混合液，物系的相对挥发度为2.46。在全回流条

件下测得相邻板上的液相组成份别为0.28,0.41和0.57,求三层板中较低的两层的单板效

率。

6-11在常压连续提储塔中分离双组分理想溶液，物系的相对挥发度为2.5,提储塔由蒸镭

釜（可视为一层理论板）和一块实际板所组成。原料液组成为0.2（摩尔分率），加热到泡点后从

二苔顶加入。测得塔顶僧出液组成为0.28,其中易挥发匆分回收率为80%。求釜液组成和

嗒板的板效率（以气相组成表示）。

6-12在常压连续精馀塔中分离CS^CC］混合液，原料液在泡点下进料，流量为4000kg/h,

组成为0.3（CS摩尔分率，下同），储出液组成为0.95,釜液组成为0.025。操作回流比为

最小回流比的L5倍，塔内平均温度为61℃,空塔气速为0.8m/s,塔板间距为0.4m,全塔

效率为40%,求：⑴实际塔板数；⑵两产品质量流量；（3）塔径；⑷塔的有效高度。

常压下CS^Cgl气液平衡数据

x0.02960.06150.11060.14350.25800.3908（）.53180.66300.75740.8604

1.0

y00.08230.15550.26600.33250.49500.63400.74700.82900.8790

0.93201.0

6-13在上题中，己知⑴塔人操作温度分别为：进料62C,塔顶47C,塔底75℃,回流液

和储出液温度为40℃；（2）塔顶冷凝器冷却水进出口温度为25℃和30℃；⑶采用200kPa压强

的饱和蒸汽进行间接加热，且冷凝水在饱和温度下排出。

求冷凝器中冷却水消耗量及再沸器中加热蒸汽用量（热损失可略去不计）。

第七章吸收

7-110℃时氧气在水中的溶解度可用式p*=3.313xl06x表示，式中p*为氧在气相中的平

衡分压，kPa；x为氧在液相中的摩尔分率。计算总压为101.3kPa时，空气与水充分接触

后每m3水溶解氧的克数。

7-2将CO步压为50kPa的混汽气体，与CO浓度为O.Olkmol/nP的水溶液进行接触，物

系温度为25℃,气液平衡关系p*=L662xl05x(kPa)。试问该过程属于吸收还是解吸并计算

以两相表示的推动力。

7-31O1.3kP,aOC下。库CO中的扩散系数为1.85x1(Km2/s,在相距0.02m的两截面中，

已知O,的分压分别为：3.33kPa和6.67kPao计算O与CO混合气发生稳定的份子扩散过

程中(1)0^CO两种气体作等松子反向扩散£(2)CO气体为停滞组分时O的传递速率。

7-4—浅/内存有2mm厚的水层，在20℃前恒定温度下逐渐蒸发并扩散到大气中。假定

扩散始终是通过一层厚度为5mm的静止空气膜层，此空气膜层以外的水蒸汽分压可视为

零，扩散系数为2.6()xl(”m*,大气压强为l()1.3kPa,计算水蒸干所需时间。

7-5在吸收塔内用水吸收空气一甲醇混合气中的甲醉蒸汽，操作温度为27C,压强

101.3kPa,甲醇在气液两相中的浓度都很低，平衡关系服从亨利定律。已知溶解度系数

H=2kmol/(m3kPa),气膜、液膜吸收系数分别为k=l.WxlO5kmol/(m2.s・岑a),k=2.08

x|(y5kmol/(m2.s-kmol/m3)0在稳定操作状态下，塔内某截面上气相甲醇分压为5kPa,液相中

甲隔浓度为2.11kmol/m3,计算该截面上的吸收速率0

7-6在逆流操作的吸收塔中，于101.3kPa,25℃下用清水吸收混合气中的HS,将其浓度

由2%降到0.1%(体积百分率)。该系统符合亨利定律，亨利系数E=5.52xl(KkPa°若吸收

剂用量为最小用量的1.2倍，计算操作液气比L/V及出口液相组成X。।又若将压强提高

到1()13kPa而其它不变时，计算此时L/V和X。［

7-7在逆流填料吸收塔中，用清水吸收含有溶质A的气体混合物。进塔气体中含A5%(体

积％),操作条件下相平衡关系为Y=3X,计算当液气比L/V=4和L/V=2时出塔气体的极

限浓度和液体出口浓度及其最大吸收率。

7-8在逆流吸收塔中用三乙醇胺水溶液吸收混力气态短中的HS2，进塔气能中含HS

2.91%(体积)，要求吸收率为99%,操作温度27℃,压强10L3kPa,平衡关系为Y=2X。

进塔液体为新鲜溶剂，出塔液体中浓度为0.013kmol(HS)/kmol(溶剂)，已知单位塔截面上

流过的惰气量为0.015kmol/(m2.s),气相体积吸收总系数为0.0004kmol/(m3-s-kPa)o求所需填

料层高度。

7-9在一填料层高度为5m的填料塔内，用纯溶剂吸收混合气中的溶质组分。当液气比为

1.0时，溶质回收率为90%,操作条件下气液平衡关系为Y=0.5X。现改用一种性能较好

的填料，在相同的操作条件下可使溶质回收率提高95%,计算该填料的总体积吸收系数

为原填料的多少倍。

7-10填料层高度为3m的吸收塔，在20℃,101.3kPa下用清水吸收混于空气中的氨。混合

气质量流速G=580kg/(m2.h),含氨6%(体积)，吸收率99%；水的质量流速

-h)o已却Ka与气相质量流速的0.8次方成正比而与液相质量流速大体

无关，平衡关系为Y=0.9X。计算⑴操作压强增大一倍；⑵液体流量增大一倍；⑶气体流量

二曾大一倍时，填料层高度应如何改变才干保持原来的吸收率(塔径不变)。

7-11在一填料吸收塔中吸收气体混合物中溶质组分A,吸收剂分为两股加入，第一股吸

收剂组成为0.004(摩尔比，下同)，从塔顶加入，第二股吸收剂组成为0.015,从塔中间加

入，二股吸收剂流量均为50kmol/h(指纯溶剂量)。进塔气体组成为0.05,溶质吸收率为90%

，惰气流量为100kmol/h。该塔操作条件下气液平衡关系为Y=0.5X,气相总传质单

元高度H9=0.85m,求填料层高度及第二股吸收剂加入的适宜位置。

7-12在二个接触效能相当于8层理论塔板的筛板塔内用一种份子量为250,密度为

9OOkg/m3的不挥发油吸收混于空气中的丁烷。塔内操作压强为101.3kPa,温度为15℃,

进塔气体含丁烷5%(体积)，要求回收率为95%。丁烷在15℃时的蒸汽压强为194.5kPa,液

相密度为580kg/m3。假定拉乌尔定律及道尔顿定律均合用，求回收lm3丁烷所需溶剂油

的体积数。

7-13将组成为0.04(摩尔比，下同)的吸收液在逆流操作的解吸塔中用过热蒸汽解吸到组成

为0.002,纯溶剂流率为0.025kmol/(m2.s),过热蒸汽用量为最小蒸汽用量的1.2倍。

解吸塔的总体积吸收系数Ky.s),操作条件下气液相平衡关系为

Y=1.2X,求解吸塔的填料层5度。

第八章气液传质设备

8-1欲采用浮阀塔分离甲醇水溶液，当操作回流比取为1.34时，精馀段需用6层理论塔板

完成份离任务。已知上升蒸汽的平均密度p=!.13kg/m3,平声匀流量V=14600m3/h；下降

液体的平均密度p=,01.5kg，m3/h,上均流量L=11.8m34i,平均表面张力。=20.1x

10-Wmo已确定该塔在常压下操作;采用F1型浮阀，总板效率可取为60%,试对该塔

的精储段进行设计计算。

8-2聚氯乙烯生产过程中，需要将从乙焕发生器送出来的粗乙燃气净化，办法是在填料塔

中用次氯酸钠溶液除去硫、磷等杂质。粗乙快气体通入填料塔的体积流量为700m3/h,密

度为1.167kg/m3；次氯酸钠水溶液的用量为4000kg/h,密度为1050kg/m3,粘度为L06x10

Paso所用填料为陶瓷拉西环，其尺,寸为50x50x4.5mm和25x25x2.5mm两种。大填料在下

层，小填料在上层，各高5m,乱堆。若取空塔气速为液泛气速的80%,求此填料塔的直

径及流体阻力。

第九章液液萃取

9-125c时，醋酸(A)-庚醇-3(B)-水(S)的平衡数据如下表所示(质量百分数)：

ApB|"SppByS

096.43.648.512.838.7

3.593.03.547.57.545.0

8.687.24.242.73.753.6

19.374.36.436.71.961.4

24.467.77.929.31.169.6

30.758.610.724.50.974.6

41.439.319.319.60.779.7

45.826.727.514.90.684.5

46.524.129.47.1().592.4

47.520.432.10.00.499.6

联结线数据（醋酸的质量百分数）

水层庚醇-3层水层庚醇-3层

6.45.338.226.8

13.710.642.130.5

19.814.844.132.6

26.719.248.137.9

33.623.747.644.9

试求：（1）由50kg醋酸、50kg庚醇-3和100kg水组成的混合液经充分混合而静置分层后，平衡

两相液层的组成和质量。

⑵两液层的分配系数k和选择性系数po

⑶单级萃取可能得到的最高萃取液和最低萃余液的组成。

9-2在单级萃取器中，用纯水萃取含醋酸30%（质量百分率，下同）的醋酸——庚醇-3混合

液1000kg,要求萃余相中醋酸组成不大于10%。求⑴水的用量；（2）萃余相的量及醋酸的萃

余率（即萃余相中的醋酸占原料液中醋酸的百分率），操作条件下的平衡数据如习题1表所

z5o

9-3在25℃下，用三氯乙烷从含丙酮40%（质量百分率）的水溶液中萃取丙酮，原料液的流量

为15（）0kg/h,计算：（1）当要求在单级萃取装置中获得最大组成的萃取液时，所需萃取剂用

量及丙酮的萃出率；（2）将⑴中的萃取剂用量作两等分进行两级错流萃取时，求最终萃余

相的流量和组成，以及丙酮的萃出率。

噪作条件下的平衡数据如下表所示：

水相三氯乙烷相

三氯乙烷水丙酮三氯乙烷水丙酮

0.5293.525.9690.930.328.75

0.6089.4010.0084.400.6015.00

0.6885.3513.9778.320.9020.78

0.7980.1619.0571.011.3327.66

1.0471.3327.6358.212.4039.39

1.6062.6735.7347.534.2648.21

3.7550.2046.0533.708.9057X0

94有2000kg含35%（质量％,下同）1此噬的水溶液，用等量的氯苯进行萃取。若由第一级所

得的萃余相再用与之相等的氯苯进行萃取，如此连续进行错流萃取，直至萃余相中毗咤

降至2%为止，求需理论级数及萃取剂总用量。操作条件下的相平衡数据如下表所示。

氯苯层（质量％）水层（质量％）

毗咤（A）水(B)氯苯（S）毗咤（A）水(B)氯苯（S）

00.0599.95099.920.08

11.050.6788.285.0294.820.16

18.951.1579.9011.0588.710.24

24.101.6274.2818.9080.720.38

28.602.2569.1525.5073.920.58

31.552.8765.5836.1062.051.85

35.053.5961.0044.9550.874.18

40.606.4053.0053.2037.908.90

49.013.237.8037.8013.2037.8

9-5混合液由A和B组成，其中溶质A的浓度为37%（质量％）,以S为萃取剂进行多级错流

萃取，且S与B基本不互溶。若混合液处理量为1000kg/h,各级萃取剂与加料量之比均为

0.6。计算将A浓度降为7%时需理论级数和萃取剂用量。操作条件下，溶质A在两相中的

质量比浓度为：

X00.0530.1250.2340.345().5820.650

Y00.1250.2370.3350.4140.4810.491

9-6每小时有含醋酸40%（质量％）的醋酸水溶液，以庚醵-3为萃取剂进行多级逆流萃取，

若溶剂比S/F为（）.9,要求最终萃余相中溶质浓度不高于4%,求萃取理论级数，最终萃取

相、萃余相流量及组成。操作条件下系统的平衡数据见习题1。

9-7某混合液含A、B两组分，在填料层高度为3m的填料塔内用纯溶剂S逆流萃取其中

的A组分。原料液流量为1500kg/h,其中组分A的质量比组成为0.018,要求其回收率不

低于90%,溶剂用量为最小用量的1.2倍。求⑴溶剂的实际用量；（2）填料层的等板高

度HETS,m；（3）填料后的总传质单元数Ng。操作条件下的分配曲线数据如下所示，

组分B与S可视为彻底不互溶。

X00.0020.0060.010.0140.0180.020

Y00.0018().(X)52