/化工原理試卷(計算題）班級姓名分數(shù)一、計算題（共４３題320分）1．5分(2８２３）如圖,用泵將15℃的水從水池送至一敞口儲槽中.儲槽水面與水池液面相距10m,水面高度均保持不變。輸水管內徑為68mｍ，管道阻力造成的總能量損失為20Ｊ·kg－12．10分（3758）一單程列管換熱器,平均傳熱面積A為２00m２。3１0℃的某氣體流過殼程,被加熱到445℃,另一種580℃的氣體作為加熱介質流過管程，冷熱氣體呈逆流流動。冷熱氣體質量流量分別為8０00kg·h—１和５000kg·h—１，平均比定壓熱容均為1．0５kJ·kｇ—1·K-1。如果換熱器的熱損失按殼程實際獲得熱量的3.５分(2466）已知20℃水在109mm×4．5mｍ的導管中作連續(xù)定態(tài)流動(如圖所示）,流速為3.０ｍ·ｓ—1。液面上方的壓強p=100ｋPa.液面至導管中心的距離為4m，求Ａ點的表壓強為多少千帕？（2０℃水的密度=1000ｋｇ·ｍ—3）。4.10分(3711)在一列管式換熱器中進行冷、熱流體的熱交換,并采用逆流操作。熱流體的進、出口溫度分別為120℃和7０℃，冷流體的進、出口溫度分別為20℃和６０℃。該換熱器使用一段時間后，由于污垢熱阻的影響，熱流體的出口溫度上升至８0℃。設冷、熱流體的流量、進出口溫度及物性均保持不變5。１０分(4951）某連續(xù)精餾塔在常壓下分離甲醇水溶液。原料以泡點溫度進塔,已知操作線方程如下：精餾段：yn+１=0．630xn＋0。３61提餾段：ym＋1=1。805xｍ－0.009６６試求該塔的回流比及進料液、餾出液與殘液的組成。6。５分(２190）精餾塔底部用蛇管加熱液體的飽和水蒸氣壓強為1．0９3×105Ｐa,液體的密度為９50kg·m—3,如圖采用型管出料,塔底液面高度H保持1m。形管頂部與塔內水蒸氣空間有一根細管連通。為防止塔內水蒸氣由連通管逸出，問形管出口處液封高度ｈ至少應為多少米？（外界大氣壓強為1．0１3×１０5Pa）。7.10分(3708)在某套管式換熱器中用水冷卻熱油,并采用逆流方式.水的進出口溫度分別為20℃和６0℃；油的進出口溫度分別為１20℃和70℃。如果用該換熱器進行并流方式操作,8。10分（4547)由礦石焙燒爐送出來的氣體冷卻到２０℃后,再送入逆流操作的填料吸收塔中,用清水洗滌以除去其中的ＳO2。已知,在平均操作壓強為１01。3kPａ下,氣、液兩相的平衡關系式為Y＊=30X。在操作條件下,每小時進塔的爐氣體積為１０00m3,其中含ＳO2的體積分數(shù)為0.090，其余為惰性氣體。若要求SO２的回收率為90%,吸收劑用量為最小用量的1.2倍，（１)吸收劑的質量流量；（２)溶液出口濃度;(3)實際操作液氣比.９。5分(24６5）如圖所示，用串聯(lián)兩支水銀壓差計測蒸氣鍋爐上方的蒸氣壓。壓力計與鍋爐連接管內充滿水，兩U形管間是空氣.已知:Ｒ１=1．10m，Ｒ２=1。20m，ｈ1=3.0ｍ,h2=１．20m，ｈ3=1.１0m,試求鍋爐內的蒸氣表壓強。＊.5分(373３)設有一個熱交換器,利用熱的重油預熱石油。已知:重油的流量為每小時４噸，進、出口溫度分別為30０℃與180℃，重油在30０℃及1８0℃時的焓分別為6．9×1０５Ｊ·kg-1及3。8×１０5J·kg－1。石油的流量為每小時６噸，進、出口溫度分別為80℃與170℃。逆流操作,其傳熱系數(shù)為１50W·m（1)逆流操作時的平均溫度差；(2）逆流操作時所需的傳熱面積。11。５分（4５30）用洗油吸收混合氣體中的苯,已知混合氣體中苯的摩爾分數(shù)為0。０4，吸收率為８0％,平衡關系式為Y＊=0.126X，混合氣中惰性組分的摩爾流量為1０00kｍol·h－1,若噴入吸收塔的洗油中不含苯，洗油用量為最小用量的１。５倍，問洗油用量為多少?12。5分（４９３5)今有苯－甲苯的混合液，已知總壓強為101．3３ｋPa，溫度為100℃時，苯和甲苯的飽和蒸氣壓分別為１7６。7ｋPa和74.4kPａ13。5分（4973）對苯-甲苯溶液進行連續(xù)精餾操作,要求將混合物分離成含苯的質量分數(shù)為0。97的餾出液和含苯的質量分數(shù)不高于０．０２的釜殘液。所采用的回流比為３.5，試求精餾段操作線方程式，并說明該操作線的斜率和截距的數(shù)值。14.5分(45２6)已知在1.013×10５Pａ(絕壓）下，1０0g水中含氨1．０ｇ的溶液上方的平衡分壓為９。87×1０2Pa，試求：(１)溶解度常數(shù)H;（2）亨利常數(shù)Ｅ;(3)相平衡常數(shù)m。（設稀氨水的密度近于水,即為1000kg·m—3)15．5分（３7３2)在某熱裂化石油裝置中，所產生的熱裂物的溫度為3００℃。今擬設計一個熱交換器,利用此熱裂物的熱量來預熱進入的待熱裂化的石油。石油的溫度為2０℃,需預熱至18０℃，若需將石油預熱到出口溫度為2５0℃，問應采用并流還是逆流?此種情況下的平均溫差為多少１6。5分（3763）在列管換熱器中用水冷卻油.冷卻水在19mm×2mm的列管內流動，并已知列管內冷卻水一側傳熱膜系數(shù)1=3。50×10３W·m—2·K—1。熱油在列管外殼程流動,列管外熱油一側傳熱膜系數(shù)2=２。６０×１０2Ｗ·ｍ—2·K—1.列管內外壁都有污垢，水側污垢層的熱阻Rs，1=3.2×10－4m２·Ｋ·W-１,油側污垢層的熱阻Rs，2=1．0８×１0-4m2·K·W－1。管壁的導熱系數(shù)=４5。0W·m—1·K-１.試求：(１）總傳熱系數(shù)；（2）污垢層熱阻占總熱阻的百分率。17．10分（４972）在一連續(xù)精餾塔內分離某雙組分混合液，其相對揮發(fā)度為2。40。進料中含輕組分的摩爾分數(shù)為0。50，泡點進料，操作回流比取最小回流比的１.５倍，塔頂產品中輕組分含量的摩爾分數(shù)為0．90，若設想保持操作回流比不變，而只增多塔板數(shù)，試問塔頂產品中輕組分的摩爾分數(shù)最大可能的極限值為多大？這時塔板數(shù)需增大到多大？18.10分(2152)如圖所示,貯槽內水位恒定，距液面6m深處用一內徑為８0mm的鋼質水管與水槽相連,管路上裝有一閥門，距管路入口端3m處有一壓力表,當閥門全開時,壓力表的讀數(shù)為２.６×1０4Pa(表壓).直管的摩擦系數(shù)=0．０3。管路入口處的局部阻力系數(shù)=０．５。試求：閥門阻力引起的能量損失。19．5分（496８)有一常壓操作的苯-甲苯精餾塔，塔頂為全凝器,在全回流下測得餾出液組成ｘd=0。95,第二塊塔板上升蒸氣組成y2=0。９１6,物系的相對揮發(fā)度為２。47，求第一塊塔板的塔板效率。２0.５分(４538）在某填料吸收塔中，在常溫常壓下用清水對含SＯ2的混合氣體進行逆流吸收操作.混合氣中含ＳＯ2的摩爾分數(shù)為0．０８,其余為惰性氣體。已知水的用量比最小用量大6５％,若要求每小時從混合氣中吸收２。0×1０3kg的SＯ2，已知在該操作條件下,氣相平衡關系式為Y＊＝26。7X，二氧化硫的摩爾質量為64kg·kｍｏｌ21．5分(28０３）溫度為20℃的水（密度為１０0０kg·m—３,粘度為1．0×10-３Pa·s)流過長10.0m，內徑１0.0mm的導管。已知管中心水的流速為umａｘ＝0.０9ｍ·s-122.5分（454６)已知20℃時,SＯ2水溶液的亨利常數(shù)E=3。5５×103kPa,試求2０℃時，與二氧化硫質量分數(shù)為0.０30的水溶液成平衡的氣相中ＳＯ23.５分(2169）某實驗室為得到穩(wěn)定的水流,擬設置在室溫下使用的高位槽，希望獲得２。8m3·h－1的體積流量。擬選用22mm×3ｍm的鋼管作導水管,出口通大氣。已知室溫時水的粘度為1.０0×1０—3Pa·ｓ,密度為１000kg·ｍ—3.試計算:水在管內流速和流動時的雷諾數(shù)Ｒe；若不計導水管、水管進口與出口及管件的阻力損失，高位槽水面（可認為水面維持恒定）,應高出管子出口多少米就可滿足所要求的體積流量.24。5分(２471）如圖所示為A,B,C三個容器。容器上方分別裝有測壓管或壓力計，試由儀表讀數(shù)計算出三個容器中pＡ，pＢ，pＣ的絕對壓強(當時大氣壓強為0。0９1MＰa).25．10分(216０)儲油罐中盛有相對密度為0.９8的重油,油面最高時離罐底1０.４m，油面上方與大氣相通。罐側壁下部有一個直徑為6０0mｍ的人孔，用蓋壓緊。人孔的中心在罐底以上800mm。試求人孔蓋上所承受的壓力。２6。5分(２190）精餾塔底部用蛇管加熱液體的飽和水蒸氣壓強為1.093×１０5Pa，液體的密度為95０kg·ｍ－3，如圖采用型管出料，塔底液面高度H保持１m。形管頂部與塔內水蒸氣空間有一根細管連通。為防止塔內水蒸氣由連通管逸出,問形管出口處液封高度h至少應為多少米？（外界大氣壓強為1。01３×10５Pa）。27。5分(2455）一個測量水流量的轉子流量計，轉子的密度為1500kg·m－3。當讀數(shù)為100時，２0℃水的流量為６.00L·h—1如果該轉子流量計用來測量20℃丙酮的流量（密度為790kg·ｍ—3）,求在讀數(shù)為100如果該轉子流量計用來測量硫酸(密度為13００kｇ·ｍ-3)的流量，求在讀數(shù)為100時的體積流量。28．５分(４503)在101.3kＰa,2５℃下，用清水吸收混合氣中的H2S，將其摩爾分數(shù)由０。0２2降至0．0０１.該系統(tǒng)符合亨利定律ｙ*=5４５ｘ，若吸收劑用量為理論最小用量的1。３倍，試計算操作液氣比和出口液相組成x１29.５分(2470）如左圖所示的測壓裝置中被測流體的密度=1０00ｋg·m—3,指示液的密度Ｒ=１5９0kｇ·m—３，圖中Ｒ1=100mm,Ｒ2＝1０0mm,ｈ１=１5９mｍ，h2＝200mm。試計算E點的表壓強等于多少帕?3０．10分(282４)如圖所示，有一個敞口貯槽,槽內水位不變,槽底部與內徑為100ｍm的放水管連接.管路上裝有一個閘閥,距槽出口15m處安裝一個水銀U形壓差計.當閥門關閉時，壓差計讀數(shù)R=６40ｍm,h=152０mm；閥門部分開啟時,壓差計讀數(shù)R＝４00mｍ，h=1４００ｍm。已知:直管摩擦系數(shù)=０。025，管路入口處局部阻力系數(shù)＝0。5，試求管路中水的流量為每小時多少立方米？(水銀密度為13600kｇ·m－３）3１。5分（282３）如圖，用泵將１5℃的水從水池送至一敞口儲槽中。儲槽水面與水池液面相距1０m，水面高度均保持不變.輸水管內徑為６8ｍm，管道阻力造成的總能量損失為20Ｊ·ｋｇ-１3２。１0分（３７1０）如圖所示，某無梯度內循環(huán)實驗反應器主體的外壁溫度最高要達5０0℃。為使外殼單位長度的熱損失不大于600ｋJ·ｈ-1，內層采用保溫磚，外層采用玻璃棉,保溫相鄰材料之間接觸充分。保溫磚和玻璃棉的導熱系數(shù)分別為=0.1４W·m－１·K－１和=０.０7Ｗ·m-1·K-1。玻璃棉的耐熱溫度為400℃，玻璃棉的外層溫度為８0℃,試求：保溫磚最小厚度以及此時相應的玻璃棉厚度。3３.10分（4５５1）在一個填料塔內,用清水吸收氨—空氣混合氣中的氨。混合氣中ＮH3的分壓為1.44×103Pａ,經(jīng)處理后降為１．4４×１02Ｐa,入塔混合氣體的體積流量為100０m3(標準)·h-1。塔內操作條件為2０℃，1.0１×１０5Ｐa時,該物系的平衡關系式為Y＊=2．74Ｘ，（1）該操作條件下的最小液氣比；（2）當吸收劑用量為最小用量的1．5倍時,吸收劑的實際質量流量;（3）在實際液氣比下，出口溶液中氨的摩爾比(比摩爾分數(shù)）。３４．10分(3７27)采用列管式熱交換器將苯的飽和蒸氣冷凝為同溫度的液體（苯的沸點為80。1℃)。冷卻水的進、出口溫度分別為2０℃和４5℃，其質量流量為2800kg·h－1,水的比定壓熱容為4.１８×103J·kg-１·Ｋ－1。列管為19mｍ×2mm的鋼管1９根,并已知基于管子外表面積的總傳熱系數(shù)為1000Ｗ·ｍ-2·K-1(1)傳熱速率;(2）列管長度。35。10分(218７）為了設備放大，擬用一實驗設備模擬工業(yè)生產設備中的流體流動過程。已知工業(yè)設備中的流體為熱空氣，其壓強為100kＰa，溫度為90℃,流速為2。5m·ｓ—1；實驗設備的定性尺寸直徑為生產設備的，試驗氣體為10０kＰａ,２0℃的空氣。為使兩者流動型態(tài)相似,求實驗室設備中空氣的流速應為多少？已知20℃及９０℃空氣的粘度分別為１8．2×10-6Pa·s和21．5×10－6Ｐa36。1０分（２１62)右圖是利用U形管測壓計測定管道兩截面ＡB間的直管阻力造成的能量損失.若對于同一管道AB由水平變?yōu)閮A斜,并保持管長與管內流量不變。請說出兩種情況下的壓差計讀數(shù)Ｒ和R′是否一樣？試證明之。(管道中的密度為,壓差計指示液的密度為；傾斜時Ｂ點比A點高h）37.10分(４９1９）用連續(xù)精餾塔分離含苯的摩爾分數(shù)為0。６0,甲苯的摩爾分數(shù)為0.40的混合液，要求餾出液含苯的摩爾分數(shù)為0.9６，塔釜殘液含苯的摩爾分數(shù)為０.04.已知泡點下的液體進料，進料量為1０0kmol·ｈ－１。塔釜產生蒸氣的摩爾流量為150ｋｍoｌ·ｈ—１.試問：餾出液和殘液每小時各為多少千克?塔頂回流比為多大？精餾段操作線方程具體如何表達？(苯的摩爾質量為７8ｋg·ｋmol-1，甲苯的摩爾質量為92kｇ·kｍol－1。）３8．１0分（4943）由Ａ，B兩組分組成的混合液，在101.３3kPa及８０℃時,A，Ｂ組分的飽和蒸氣壓分別為18０．4kPa和47．3kPａ3９．１0分(4９１１)用一連續(xù)精餾裝置，在常壓下分離含苯的質量分數(shù)為0．31的苯-甲苯溶液。若要求塔頂產品中含苯的質量分數(shù)不低于0.98，塔底產品中含甲苯的質量分數(shù)不低于0。9８8,每小時處理量為８716ｋg,操作回流比為2。5,試計算：塔頂及塔底產品的摩爾流量;精餾段上升蒸氣的摩爾流量及回流液的摩爾流量。４0。１０分（3７64）在一傳熱面積為３０0ｍ２的單程列管換熱器中，300℃的原料氣流過殼方被加熱到４3０℃，反應后5５0℃的熱氣體作為加熱介質在管方流動.冷熱兩種氣體呈逆流流動，流量均為１．0０×104kｇ·h－1,平均比定壓熱容均為1.0５kJ·kg—1·K4１．１0分（２154）用虹吸管將某液面恒定的敞口高位槽中的液體吸出（如圖所示)。液體的密度=1５00kg·m－3。若虹吸管AＢ和ＢC段的全部能量損失(J·kg—1)可分別按０。5ｕ2和2ｕ2(u為液體在管中的平均流速)公式計算,試求：虹吸管最高點B處的真空度。4２。1０分（3760)某精餾塔的酒精蒸氣冷凝器為一列管換熱器，列管是由20根24mｍ×2ｍm,長1。5ｍ的黃銅管組成。管程通冷卻水。酒精的冷凝溫度為78℃，氣化熱為８79kＪ·kg-１,冷卻水進口溫度為15℃,出口溫度為３０℃。如以管外表面積為基準的總傳熱系數(shù)為10０0W·ｍ-２·Ｋ—1，問此冷凝器能否完成冷凝質量流量為2０0kg·h—１43。10分（1159)丙烷與理論空氣量的125%一起燃燒，反應式為C3H8+５Ｏ2—→３ＣＯ2＋4H2O，若反應進行得完全，每生成10０moｌ的煙道氣需丙烷和空氣各多少摩爾？(空氣中氧的摩爾分數(shù)為0。21，其余為氮。）計算題答案（共４3題320分）1．５分(2８2３）取水池液面為1—1截面,貯槽水面為2—２截面，并以截面1-１為基準水平面。在截面１—1和2—2間列伯努利方程:gZ1+++eq\ｏ（\s＼uｐ9（.），W)e=ｇＺ２+＋+式中：Z1=0,Z2=10mp1=p2=0(表壓）ｕ１=u2≈0=2０Ｊ·kg－１則泵所提供的能量為：ｅｑ＼o(\s＼up9(.)，W)e=gZ2+＝９.81×10+20＝98.1＋20＝1．2×102J·ｋg-12。10分（3758)（1)求熱氣體向冷氣體傳遞的熱流速率，：已知:冷氣體的進出口溫度=310℃，=４４5℃;冷氣體的質量流量=8000kg·h-1，則冷氣體單位時間獲得的熱量,＝；冷氣體單位時間損失的熱量，＝0.1；熱氣體向冷氣體傳遞的熱流速率,＝+=１。１=1。1××１.0５×103×（445-310）＝3.４7×１05W(2）求熱氣體最終溫度，T2:由熱氣體熱量衡算可得=＝×1.０5×１03×(5８0—T2)=３.47×１05WＴ２＝34２５８0-445=135℃＝342－3１0=32℃=7１.6℃(即71．6K）Ｋ===２４.2W·ｍ—2·K-1。３．5分(2４66）以槽內液面為截面1-1,容器與出口導管聯(lián)接處為截面2-2,并以截面２-2為基準面，列伯努利方程:(流體阻力可略而不計)Z1+＋=Z2++4＝＋4＝+0.46p2=3４．7kＰａ（表壓)。４．10分(３711）由冷、熱流體的熱量衡算：（無污垢)(有污垢)得：,則℃無污垢時：（6０+５0)＝55℃有污垢時:（68+60)＝64℃又：即：，則則污垢熱阻占原總電阻百分比為：.５．1０分（4９5１)(1）由=0。630得R=1．７0（２）由=0．361得xd＝0．975（3）由=1。805可得=2.24①由=0。０096６可得=0。００966②將式①代入式②可得:xw＝0.0120(4）由兩操作線方程聯(lián)立求解交點坐標：ｙ＝０。630xｆ+0。３６１y=1．8０5xｆ-0。0０９６6解得：xf=0。31５。6．５分(2190）已知：＝9５０kg·ｍ－3，pv=1．093×10５Pa，ｐ=１.０1３×１0５Ｐa為使液封槽中形管出口處的氣泡不逸出，則該出口處的壓強pv≤ｐ+×g×ｈ用已知數(shù)據(jù)代入得h≥0。86m７。１0分(3７08)逆流時,１20℃→7060℃←（逆流）=℃并流時,12０℃→Ｔ2２0℃→（并流）＝即：解上兩式方程得：Ｔ2=75。2℃,５5。8傳熱速率比原來降低的百分數(shù)為：8．1０分（4５４7）氣體進塔濃度Y1==0．099氣體出塔濃度Ｙ2＝0．0９9×（1-０.9）＝0.0099液體進塔濃度x２=0惰性氣體摩爾流量FＢ＝=3７．9kｍｏｌ·h—1與成平衡的液相組成X1*=＝0。0０３3吸收劑最小用量（ＦC)ｍin===1．02×103ｋmoｌ·h-1(1)實際吸收劑用量ＦC=1.2（FC）min=1．23×103ｋmoｌ·h－1ｑm,C=１．23×1０3×18＝1。2２×104kｇ·(2）溶液濃度FB(Y1—Y2）=FC（X1-Ｘ2)X1=＝（３)液氣比==3２。9.5分(２4６5）設大氣壓強為ｐ0。先確定A,B,Ｃ，D點的壓強：pA＝R2（Hｇ）g＋p0=ｐB(yǎng)pC=R1（Hｇ）g+pＢ=p＋(H２Ｏ）g(h1—h2）R1(Hg）g+R2(Hｇ）g+p0=ｐ＋(Ｈ２O)g（h1—h2）g由此可得鍋爐內表壓力：p—p0=（R1+Ｒ２)(Hg）ｇ-（h1—ｈ2）(H2Ｏ)ｇ=(1．２+1.1）×1３6０0×9.8１-（3—1.2）×1000×9．81=２。89×105Pa*.5分(3７33）逆流時：300℃-—→170℃←—-=130℃，=１00℃=1１5℃（2）==×（6.9×１0５-3.8×1０5)=3．4４×1０５W而＝KAA=＝=20m2。11.5分(４５３0）Y1===0．0４1７Y２=Y1(1—)=0。0４1７(1—0。8)=0。００834(FＣ)ｍｉn=FB＝1000×0.９６＝96.９kmol·h－1實際用洗油量ＦＣ=1.５(FC）mｉn=1。５×96．９＝１45ｋmｏl·h—１。12。5分(4９35）因為苯和甲苯的混合物為理想物系，所以=2.38ｘＡ==0。26yA==0.45或yA＝＝0．４613。５分（497３）苯的摩爾質量為78ｋｍol·h-１甲苯的摩爾質量為92kｍol·h-１餾出液組成：xd==0．974精餾段操作線方程式為:yn+1=xn+=＝０．78xn+0．２1６該操作線斜率為0．78，截距為0.216。14.5分（4526）ｙＡ==＝0．00９７4=9。74×10－3xA==0。0108cＡ＝=0.588kmoｌ·m-3(1）Ｈ=＝5。9６×10-4ｋｍol·m—３·Pa－1(2）Ｅ==９．１4×104Pａ（３）m＝=0。９02。15．5分（37３２）并流時:300℃—-→20℃—-→=２8０℃，=2０℃＝=9８.5℃（2）逆流時:３00℃——→180℃←-—=1２0℃,＝180℃==1５０℃(3)當石油需預熱到達250℃時，由于熱裂物的最終溫度為20０℃逆流時:3０0℃-—→25０℃←-—=50℃,=1８0℃=≈101.5℃。16。5分(３７63)K===214W·m－2·K－1===0。107=10。7％。１7．10分(４９72）(1)ｑ=１yq===0。714Rmiｎ==0．869Ｒ=1。5×0。8６９=１.30（2）R不變，隨塔板數(shù)增多，精餾段操作線平行上移，最大極限是q線與操作線交點落于平衡線，則此時，R=Rmin’而xd達最大極限值（xｄ）max。Rmin’＝=1．３0(xd）mａｘ＝0．９9這時,塔板數(shù)為無窮大。18．10分（215２）對１-1和2—2截面（如圖所示）：gZ1=（1+＋)+(表壓)===２5。0m對２—2和3-3截面：（u2＝ｕ3）(表壓）=（)+ｈf（閥門)則閥門阻力引起的能量損失hf(閥門）=２.６×104／１000—×０.03×=26－18.75=7.２5J·kｇ-119。5分(4968）y１＝xｄ=0．95全回流操作，y2=x1=0.916y1＊＝==0．964=０.71.2０。5分（４53８)y１=0.08Y1==0。0870X1＊==0.003２6=3.2６×10-3ＦB（Y１—Y2）=GＡ==31。25ｋｍol·h－１（ＦＣ）min=＝＝9586kｍol·ｈ—1qV,C=＝285m3·h—１21.5分(2803)按umaｘ計算雷諾數(shù)：（Rｅ）max=＝=9０0＜20０0因此流型肯定為層流，且已知平均流速ｕ＝０。5umaｘ=0。5×0.09＝０.045m·s—1=hf===0。14４Ｊ·kｇ—１水流過的壓降為p＝0．14410００=1４４Pa。22．5分（4546）M（ＳO２）=6４，Ｍ(H2O）＝18ｘ=＝0.0０８6２p＊=E·ｘ=3．55×１０3×0。00８62=31kPa。23.5分(2１６9）（1）管內徑d=２2-2×3＝16mm管內水流速ｕ==３.87m·s-１Re===6．２０×104（2）選高位槽水面為1—１截面，選管子出口為2-2截面,并以2—2截面為基準面，不計阻力損失,則ｇＺ1++=ｇＺ2++因為p１=p2＝大氣壓，Ｚ2＝0,u1≈０，Z1===0。763m2４。5分（２471)P０=0。09１MPa=9.1×104PapＡ=9.1×１04+６.0×１04=１。5×１0５Pa（絕壓）ｐB(yǎng)=9．1×104+×1。01×1０5=1.5×105Pａ(絕壓)pＣ＝9。1×104+0。600×１000×9.81＝9。69×１0４Pa（絕壓）.２5.10分(2160)先求作用于孔蓋內側的壓強.設作用于人孔蓋的平均壓強等于作用于蓋中心點的壓強.以罐底為基準水平面，壓強以表壓計算,則Z1=10.4mＺ2=0．8mp1=0=０。98×1000=９80kg·m－3p２=ｐ1+ｇ（Z１-Z2)=0+980×9.8１×（１0.４-０。8)＝９.23×104N·m—２人孔蓋上所承受的全部壓力F為：Ｆ=p2ｓ=9.23×１０4（）=２。61×1０4N２6.5分（2１９0)已知:=95０kg·m-3，ｐv=１。０93×１0５Pa，p=1.0１3×１0５Pa為使液封槽中形管出口處的氣泡不逸出，則該出口處的壓強pｖ≤p+×ｇ×h用已知數(shù)據(jù)代入得ｈ≥0.86m27．5分(２４55）（1）轉子流量計在流速較大時，丙酮與水的體積流量之比為：對20℃的丙酮（丙酮）=7９0ｋg·m—3,qV（丙酮)=＝８．04L·h—1(2)對于（硫酸)=130０kg·m－3的硫酸，qV（硫酸)=＝３。３３L·h-128．5分(4503)Y1=＝=0。０2２5Ｙ2==≈0.0010Ｘ２=0因為Y＊=,對于稀溶液Y*＝mX所以（)min==≈52１則＝１。3()min=１．3×521＝677故X1=X2+（Y１－Y2)=０＋(0.02２5－0．0010)≈0.0０00３18＝3.１8×10—5。29.5分（2470）如圖列出pＡ，pB，pC壓強pA=p0+R1ｇ=p0+１5９０×0.1×9。81=p0+1５60PapB=pA-[h1-(h2-R1）]g=p0+981PaｐC=pB+R2ｇ=p0+2５41Ｐａ則ｐE=pC—R2g=p0+1560PaE點表壓為15６0Ｐa30。1０分(28２4)在貯槽液面１—１與測壓口中心2—2間列伯努利方程：gZ1＋＋＝gZ2+++已知：p１=0(表壓）,u1=０,Z２=0由此可得：gZ1=++①當閥門開啟時:ｐ２+ｇh＝ｐ+ｇR（p為大氣壓)p2=gR-gh＝３。96３×1０4Pa（表壓）②當閥門關閉時:p+g(Ｚ1+h)=p＋gR③Z1＝—h=-1。52=７.18ｍ=（+)=(０．02５+0。５)=４。２5將Z1，p2和的值代入式①：９.81×7.18＝＋+４。２5解得管內流速：u2=3．42m·ｓ—１體積流量:qV=3。４2×0．12×36０0=96。７ｍ3·h-１3１。５分（２82３）取水池液面為１-１截面,貯槽水面為2—2截面，并以截面1—1為基準水平面。在截面1—１和2—2間列伯努利方程：ｇZ1++＋eq\ｏ(\s＼up9（。），W)ｅ=gZ2+++式中：Ｚ1=0,Ｚ2=10mp１=p2=0（表壓)u1=u2≈0=２0J·kg-1則泵所提供的能量為：eq＼o（＼ｓ\uｐ9(。),W）e＝gZ2+=９。8１×１0+２0=9８．1+2０＝１．２×1０２J·kg-13２.１0分（371０）根據(jù)多層圓筒壁徑向的傳熱速率為常數(shù)，則按保溫磚層計算每小時單位長度的熱損失：=60０kJ·h-１·m－1=1．695,r２=1。６95r1=1.695×50=85mｍ故保溫磚的最小厚度=r２-r1=85-50=3５mm同理按玻璃棉計算：，r３=2.33×8５=198mｍ則此時相應的玻璃棉厚度mm。3３。10分(４551）（1）最小液氣比ｙ1==1.43×10—2Y1=＝１。45×10-２y2=＝１.43×10—3Y2==1。４3×10-3X2＝0X1*===５.29×10－3(）miｎ===2。47（2）吸收劑的質量流量=1。5×()ｍiｎ=１．５×２．47=3.71FC=3。７1FＢ=3.71×qＶ,0(1—y１)/2２.4=3。７１×100０×(1-１．43×10—２）／22.4=1６３ｋmoｌ·ｈ—１qm,C=FＣ×MC=1６3×１８=2。９3×１03kg·（3）出口溶液的摩爾比(比摩爾分數(shù))由FＢ(Y1—Y2）＝FＣ(X1—X2)得Ｘ１=+Ｘ2＝+0＝3.5２×１０－3３4.10分(3７27）傳熱速率：=＝×４．1８×１03×（４5—20）=８.13×104W傳熱面積:＝＝４7．６℃Ａ===1。71m2管長:L===1。5m。35.10分（２1８7）=u2=u１(）（)（其中==＝1．2４）=２．5··=17。1m·s-136．10分（2162)證明:水平時，由伯努利方程得：-p=pA-pB＝·hf①ｈf-—直管阻力造成的能量損失(J·ｋg-1）壓降—p與壓差計讀數(shù)的關系：－p=[R-]gR②由式①、式②得：Ｒ＝③傾斜時,同理：-pˊ=pAˊ—pBˊ=·hfˊ+gh④且－pˊ=（R－）Rˊg+gh⑤比較式④、式⑤得：R’=⑥由于水平和傾斜時,管徑、管長和流量均不變則ｈf＝hfˊ故R=Ｒˊ.37．10分(4９1９）（1）Fｆ＝Fｄ+Ｆw=１0０Fｆxｆ＝Fdxd+Ｆｗxw即10０×０。6０=Fd×0．96+Fｗ×０。040。92Fｄ＝6０－4=５６則Ｆd＝６０.9ｋmol·h—1Fw=39。1kmol·h—1餾出液平均摩爾質量：Md=0.96×78＋0。04×9２＝７4。6ｋｇ·kmｏl－1殘液平均摩爾質量:Ｍw＝0.0４×７8＋（1-0.04)×92＝91.4kg·kmol－1餾出液量:qm,d=6０.9×7４。9＝4561kg·h－1殘液量:qｍ,w=３9.1×91．4＝3５74kg·ｈ－1（２）ｑ=1FV’＝FＶ＝150ｋmoｌ·h－1FL=ＦV－Ｆd=1５０－6０．9=８９。1ｋmol·ｈ—1R=＝=1.46(３)ｙｎ+１=xn+=ｙｎ+1＝0。５9５xn+0.39０38。10分(