化工原理试题解析Word格式.docx

1、为 26670Pa（真空度），蒸发器进料口高于贮槽内液面 15m ，进料量为 20m3/h，溶液 120J/kg （不包括出口） ，泵吸入管路与压出管路内径均为 60mm 。设该泵的效率为 65% ，求泵的轴功率。解：取贮槽液面为 11 截面， 管路出口内侧为 22 截 面，并以 1 1 截面为基准水平面，在两截面间列柏努 利方程。22gZ1 u1 p1 We gZ2 u2 p2 Wf1 2 e 2 2 f式中 Z1=0 Z2=15m p1=0（表压） p2= 26670Pa（表压） u1=020u2 3600 2 1.97 m/s0.785 0.06 2Wf =120J/kg 5 分流出液浓

2、度 X1；（ 3）气相总传质单元高度 HOG；（4）气相总传质单元数层高度 Z。1）y1pA =1.333 0.0132P总 101.3NOG；（5）填料将上述各项数值代入，则1.97 2 26670We 15 9.81 120 246.9J/kg2 1200Y1=0.0132 0.01341 y1 1 0.0132Y2 Y1（1 ） 0.0134（1 0.995） 0.00006695分X2 0泵的有效功率 Ne为： Ne=We ms式中ms qv20 120036006.67kg/s4分G 1400空气的摩尔流量为 V （1 y1） （1 0.0132） 47.7kmol/hM 290.0

3、134 0.00006690.746Ne=246.9 6.67=1647 W=1.65kW 3 分Ne则泵的轴功率为：N 1.65 2.54kW 3 分0.652. （ 20 分）填料塔内用清水逆流吸收空气中的氨，已知塔的截面积为 0.5m2，要求氨的吸收率为 99.5%。已知空气和氨的混合气质量流量为 1400kg/h，混合气的平均摩尔质量为 29kg/kmol ，气体总压力为 101.3kPa，其中氨的分压为1.333 kPa。若实际液气比是最小液气比的 1.4 倍，操作温度 293K ，汽液平衡关系为Y *=0.75X ，气相总体3积吸收系数 K ya=0.088kmol/（m 3s）

4、，试求：（1）最小液气比（L/V ） min；2）塔底Y1 Y2（VL ）min X* X2120.01340.752）X13）（4）6分L 1.4（ L ）min 1.4 0.746 1.0444X1 X20.0134 0.0000669 0.013333 1.0444X1 00.013333 0.01281.0444HOG47.7/3600 0.30mK ya 0.088 0.52分Y1 0.75X1 0.75 0.0128 0.00985Y2* 0Y1 Y1 Y*1 0. 0134 0. 00985 0. 00382Y2 Y2 Y*2 0. 0000669 0 0. 0000669xD

5、0. 97 0. 19（41 分）， yn 1 0.8xn 0.194（ 2 分）R 1 4 1 F D W 100 40 W2） ， xW 0.02 （ 2 分）FxF DxD WxW 100*0.4 40*0.97 WxW WYmY1 Y2 0.00382 0.0000669 0.0000928W 1 xW 60 * （1 0. 020.） 9（8 2分）F 1 zF 100 * （1 0. 4）NOGln YY12ln 0.003820.00006693）V R 1 D （4 1）*40 200（1 分）Y1 Y2 0.0134 0.0000669 14.36 Ym0.0000928L

6、RD 4 * 40 160q 1 ，所以：（5） Z NOG HOG 14.36 0.30 4.32m3. （25 分）现用一精馏塔分离某二元理想混合物 AB ，进料量为 100kmol/h ，进料状态为饱和液体， 其中易挥发组分 A 的摩尔分数为 0.4。精馏塔塔顶采用全凝器且为泡 点回流，塔釜使用蒸汽加热。已知塔内 A 、 B 间的平均相对挥发度为 1.8，精馏段操作线方程斜率为 0.8，塔顶产品出料量为 40kmol/h ，其中 A 的摩尔分数为 0.97。试求：V V 200L L F 160 100 2（62分） WxW 260 60 * 0. 02yn 1 x n W x n 1.

7、 3x n 0. 0（0 36分） V 200 2004） q 1 xq zF 0.4 （1 分）1） 操作回流比和精馏段操作线方程（ 4 分）；2） 塔釜产品中 A 的摩尔分数及 B 的回收率（ 4 分）；3） 精馏段气相负荷、提馏段液相负荷和提馏段操作线方程（ 6 分）；4） 实际回流比是最小回流比的多少倍（ 6 分）；5） 离开塔顶第二块理论板的气相组成（ 5 分）。xqxq 1 xqRm i nRmi n 1xD yq xD xqR10.8， R 4（1 分）Rm i n 2. 92（ 2 分）R2. 921. 8 * 0. 4 0. 5 4 5（42分）1. 8 * 0. 4 0.

8、60. 97 0.54504.74490. 97 0. 41. 37（1 分）5） y1 xD 0.97 （ 1 分）prcp 1.8 0.47 6.040.14x1*x1* 1 x1*0.8x1*1 1 x1* 0.947（2分）y2 0.8x1* 0.194 0.8*0.947 0.194 0.952（2 分）0.023diRe0.8pr0.4 763W /（m2 C）4.（ 20分）现有一单管程列管式换热器，管子尺寸 25 2.5mm ，管长 3.0m，共 40根，拟用来将 17000kg/h 的苯从 30加热到 70，壳程为 120饱和水蒸气冷凝， 水蒸气冷凝的表面传热系数为 0=10

9、000W/（m 2），管内苯侧污垢热阻 0.000833m2 /W ，壳程污垢热阻及热损失均忽略不计， 管材的热导率为 45 W/（m ）。操作范围内 苯的有关物性参数可视为不变，定压比热容为 1.80 kJ/（kg ），粘度为 0.47 10 3 Pa s ，热导率为 0.14W/（m ） 。（1） 总传热系数 K ；（2） 判断该换热器是否合用；（3） 若使用上述换热器，则实际操作时苯的出口温度；（4） 在操作过程中， 可采取什么措施使苯的出口温度达到原工艺要求？并就一种措施 加以定量说明。（ 1）总传热系数 K管内表面传热系数 i1 d0 Rdi Rdii did0 b d0 1 30

10、0 2.84 10 3di dm352W /（m2 K）2）换热器是否合用A计算tm（120 30） （120 70）ln120 30120 7068.1 Cqmc cpc（t2 t1） 17000 1.8 103（70 30）3.4 105W3.4 10514.18m2K tm 352 68.1A n d 0l 40 3.14 0.025 3 9.42mRe diui diG1.7 104 /36000.02 20.785 0.032 40 1.5999 104 1040.47 10 3因 A 计算 A实际 故该换热器不合用。3）若使用上述换热器，则实际操作时苯的出口温度；（120 30）

11、（120 t2）120 30 ln120 t2的液气比为最小液气比。4.在其他条件不变的条件下，温度升高，享利系数（增大） ，溶解度系数（减小）5.当操作线在平衡线上方时，将进行的传质过程为（吸收）过程。6.于一定的分离任务，全回流时所需理论板（最少） 。7.回流包括： （顶回流液；塔底回流汽） 。t2 59.4 C（4）在操作过程中，可采取什么措施使苯的出口温度达到原工艺要求？并就一种措 施加以定量说明。措施：提高加热蒸汽的压力 （T 30） （T 70）T 30 lnT 702（T 30） （T 70）T 30lnT 70T 154 C二单项选择题 （5 分，每小题 1分）1. 流体在管内

12、层流流动时，粗糙管的摩擦系数 数值（ A）。2.某流体在圆形直管内强制对流，给热系数为 ，现在任务变更，管内流速是原来 的 2 倍，已知 Re10000，则管内 是原来的 （C ）倍。3.在精馏操作中，若被分离物系的进料状态由液相变为气相，则提馏段操作线斜率（B）2011 化工原理试题 B4.在盛有一定量水的鼓泡吸收器中， CO2与水充分接触后，测得 CO2 在气相中的分压为 97.1kPa， CO 2在水中的平衡浓度为 2.875 10-2 kmol/m3，则溶解度系数为（ C）。1.容器间输送液体， 当被输送的液体的密度增加时， 若两容器均敞口， 则离心泵的流 量（不变），压头（不变） ，

13、轴功率（增加） 。2 稳态导热时，相互紧贴的两层平壁中，导热系数为 1 的一侧温度分布较陡，则两层平壁的导热系数 1、2 的大小关系是 （ 12）。3.当吸收剂量减少到操作线与平衡线相交时，此时（塔底端）的推动力为零，称此时C） 2.96 10 -4kmol/m 3kPa D ）上述全不对5.已知气相分传质系数为 ky，液相分传质系数为 kx，相平衡常数为 m，则气相总传 质系数 Ky为 （ A ）。三 计算题1.（20 分）料液自高位槽流入精馏塔，如附图 1 所示。塔内压强为41.80104Pa（表压），输送管道为 36 2mm 无缝钢管，管长 8m。 管路中装有 90标准弯头两个， 180

14、回弯头一个， 球心阀 （全开） 一个。为使料液以 3m3/h 的流量流入塔中，问高位槽应安置多高？ （即位差 Z 应为多少米） 。料液在操作温度下的物性：密度 3 3=1000kg/m 3；粘度 =0.643 10 Pas。已知： 摩擦系数 =0.039 。 局部阻力系数分别为：突然缩小 =0.5，突然扩大损失 =1，90 标准弯头 =0.75，180回弯头 =1.5，球心阀 （全开 ） =6.4。Z p2 p1 u22 w fZ g 2g g1.80 1041000 9.8121.0422 9.8110.69.812.97m8分取管出口处的水平面作为基准面。在高位槽液面 1 1 与管出口截面

15、 22 间列柏努利方程gZ1p12 u1 22 gZ2 p2 u22 WfZ1=Zu10Z2=0 p1=0（表压）4 p2=1.80 10 Pa故：截面 2 2也可取在管出口外端， 此时料液流入塔内， 速度 u2为零。 但局部阻力 应计入突然扩大（流入大容器的出口）损失 =1，故两种计算方法结果相同。2（. 20 分）有一四管程列管式水预热器， 用 120的饱和水蒸气在管间冷凝以预热水， 水在 252.5mm的钢管内以 0.6m/s 的速度流动，其进口温度为 20，至出口预热到 80。已知管长 3.0m ，共 60 根（单程 15 根）。取水蒸气冷凝表面传热系数为10000W （m2 C） ,

16、水的污垢热阻为内水的有关物性参数可视为不变，其中0.6 10 3 m2 C W ,忽略管壁热阻。 操作范围988.1kg m3 ， 0.549 10 3 Pa s，cp 4.174 103 J kg C ， 0.648W m C 。qvu22 d2阻力损失Wf所求位差0.7850.032 2dl u221.04m/s0.039 8 0.5 2 0.75 1.5 6.4 1.04 20.032 2=10.6J/kg1） 总传热系数 K；2） 判断该换热器是否合用；3） 若使用上述换热器，则实际操作时苯的出口温度；4） 操作一年后，由于水垢积累，换热能力下降，如果水流量不变，进口温度仍 为 20，

17、而出口温度仅能升至 70，试求此时的总传染系数 K 。解（ 1）Re du1 1 1 d0 Rdi d0 K 0 i di di di0.02 0.6 988.10.549 10 321597.8 104cp 4.174 103 0.549 10 30.6483.54Q qmc cpc（t2 20） KA0.8 0.4Nu 0.023Re0.8Pr 0.4（120 20） （120 t2）120 20i 0.023 00.60428 21597.80.8 3.540.4 362.58W m C2.79 4.174 103 （t2 20） 836.9 12.77120 20 ln2） tm11K

18、 100003625.8250.6 10 80.07 CK 836.9W m C4）QA tm（120 20） （120 80）120 8065.48 Cqmc 0.785 0.022 0.6 988.1 15 2.79kg / sQ qmc cpc （t2 t1） 2.79 4.174 103 （80 20） 7.0 105WK Q tm qmccp 70 20 tm 50 tmK Q tm qmccp 80 20 tm 60 tmK tm7.0 105836.9 65.4812.77m2A n d0l 60 3.14 0.025 3 14.13m2因 A 计算 A实际 故该换热器够用。（3

19、）实际操作时水的出口温度：tm 65.48 C， tm 72.13 CK0.7565K 0.7565 836.9 633.12W m C3. （20 分）用清水吸收空气和 SO2混合气中的 SO2，已知混合气中 SO2含量为 9%,混合 气流量为 100kmol/h, 进塔吸收剂流量为 37800kg/h,吸收剂的摩尔质量为 18kg/kmol, 在 吸收操作条件下， 系统的平衡关系为 Y *=17.8X ，气相总传质单元高度 H OG=1.2m, 要 求 SO2 的吸收率为 80%。求（ 1）塔顶混合气中 SO2 的摩尔比 Y 2；（ 2）塔底吸收液 中 SO2 的摩尔比 X1；（3）气相总

20、传质单元数 NOG（4）填料层的高度 Z。378001）吸收剂摩尔流量为 L 37800 2100kmol/h18Y2 Y1（1 ） 0.099（1 0.8） 0.01982）惰性气体流量为 V 100（1 y1） 100（1 0.09） 91kmol/hV 91X1 X2 （Y1 Y2） 0 （0.099 0.0198） 0.003432 4 分1 2 L 1 2 2100（3） Y1* 17.8X1 17.8 0.00343 0.0611Y1 Y1 Y1* 0.099 0.0611 0.0379Y2 Y2 Y2* 0.0198 0 0.01980.0379 0.01980.0379 ln0

21、.0198NOG Y1 Y2 0.099 0.0198 2.84 8 分OG Ym 0.02794） Z NOGHOG 2.84 1.2 3.41m 2分4. （25 分）现用一精馏塔分离某二元理想混合物 AB ，进料量为 100kmol/h ，进料状态为饱和蒸汽，其中易挥发组分 A 的摩尔分数为 50%。精馏塔塔顶采用全凝器且为 泡点回流，塔釜使用蒸汽加热。已知塔内 A、B 间的平均相对挥发度为 3，操作时回流比 R=4 ，塔顶塔底产品中 A 的组分分别为 90%和 10%。（1） 塔顶塔底的产品量（ 2 分）；（2） 精馏段和提馏段的气、液相负荷（ 6 分）；（3） 精馏段和提馏段的操作线

22、方程（ 6 分）；（4） 实际回流比是最小回流比的多少倍（ 6 分）；（ 5） 离开塔顶第二块理论板的气相组成（ 5 分）。（ 1）由已知 xF 0.5， xD 0.9， xW 0.1F D W ， 100 D WFxF DxD WxW 100 0.5 D 0.9 W 0.1D W 50kmol h（2 分）（2）精馏段液相流量： L RD 200kmol h（1 分）已知 R=4，精馏段上升蒸气流量： V （R 1）D 5 50 250kmol h（1 分） 提馏段上升蒸气流量：V V q 1 F R 1D q 1F饱和蒸气进料， q 0 ，代入上式得 V 150kmol h（2 分）提馏段

23、液相流量： L L qF RD qF 200kmol h（2 分）化工原理试题3）精馏段操作线方程：yn 1 R xn xD 0.8xn 0.18 （3 分）R 1 R 1 提馏段操作线方程：yn 1 VL xnWxW 1.333xn 0.0333（3 分）4） q 0， yqzF 0.5（ 1 分）yq x x1q x3* xq3* xq 1 xq0.5， xq 0.25 （ 2 分）（ 25分）现用一精馏塔分离某二元理想混合物 AB ，进料量为 100kmol/h ，进料状态为饱和液体， 其中易挥发组分 A 的摩尔分数为 0.4。精馏塔塔顶采用全凝器且为泡点 回流，塔釜使用蒸汽加热。已知塔

24、内 A 、 B 间的平均相对挥发度为 1.8，精馏段操作线方程斜率为 0.8，塔顶产品出料量为 40kmol/h ，其中 A 的摩尔分数为 0.97。 （1） 操作回流比和精馏段操作线方程（ 4 分）；（2） 塔釜产品中 A 的摩尔分数及 B 的回收率（ 4 分）；（3） 精馏段气相负荷、提馏段液相负荷和提馏段操作线方程（ 6 分）；Rmin xD yqRmin1 xD xq0.9 0.5 0.61540.9 0.251.6 （2 分）2.5（1 分）5）xD0.91 分）（1） R 0.8， R 4（1 分）xD 0. 97 0. 19（41分）， yn 1 0.8xn 0.194（ 2分）R 1 4 1F D W 100 40 W（ 2） ， xW 0.02 （ 2 分）x*13x1* * * 0.9， x1* 0.75（2分）x1* 1 x1* 2x1* 1WF 11 xzWF 6100*0（*1（10.00.240.）9（8 2分）y2 0.8x1* 0.18 0.8* 0.75 0.18 0.648（2 分）3）V R 1 D （4 1）*40 200（1 分