化工原理计算题.docx

S1.如图所示用离心泵将水由敞口水槽向密闭容器输送，密闭容器内的表压为1at，两液面恒定，输送管尺寸1084mm，吸入管路长30m，排出管路长80m（均包括管件.入口.出口所有局部阻力的当量长度），管内摩擦因数为0.016，在某送液量下，泵的有效压头为31.66m，泵效率为70%，水的密度为1000kg/m3。试求：（1）泵的升扬高度 m （2）输水量 m3/h （3）泵的轴功率 kW （4）泵入口处真空表读数 mmHg解：（1）泵的升扬高度 Z=3.5+16.5=20m（2）取截面如图所示，水槽液面为1-1，真空表位置为2-2，密闭容器液面为3-3，并以1-1为基准水平面，在1-1和3-3两截面间列伯努利方程其中：Z1=0 u1=0 P1=0表压 We=Heg=31.669.807 J/kg Z3=20m u3=0 P3=1at=9.807104表压 代入： （3） （4）在1-1和2-2两截面间列伯努利方程其中：Z1=0 u1=0 P1=0表压 Z2=3.5m u2=1.36m/s hf1-2=l+ledu22=0.016300.11.3622=4.44J/kg 代入： 0=9.8073.5+1.3622+P21000+4.44 P2=-39689.3Pa（表压） P2=297.77mmHg（真空度）F2.如图所示，贮槽内水位保持不变，输送20水排放到环境中，水流量15m3/h，管路尺寸为573.5mm，装有一个U形管压差计，指示剂是水银，管路上装有一个球心阀，阀全开时，阀门局部阻力系数为6.4，管路入口端至阀之间管长30m（不含入口局部阻力的当量长度），阀后管长10m（含出口局部阻力的当量长度），取管内摩擦系数为0.033。已知水的密度为1000kg/m3，水银的密度为13600kg/m3。试求：（1）高位槽液面到管路中心线间的距离Z m （2）当阀门全关时，测得h=1500mm，求R m解：（1） u=qvA =15360040.052=2.12m/s取截面如图所示，水槽液面为1-1，管路出口外侧为2-2，以管路中心线为基准水平面，在两截面间列伯努利方程：其中： u1=0 P1=0表压 Z2=0 u2=0 P2=0表压 hf1-2=l+ledu22+入+阀u22 代入： 9.807Z= 0.03330+100.052.1222+(0.5+6.4)2.1222 Z=7.63m（2）阀门全关，流体静止：等压面 P左 =P右 Pa+gh+Z= Pa+水银gR10009.8077.63+1.5=136009.807R R=0.67m3.如图所示，将密度为1200 kg/m3的碱液用离心泵从敞口贮槽中送入塔内，塔顶压强表读数为6mH2O，流量为30m3/h，泵的吸入管路阻力为3mH2O，压出管路阻力为5mH2O（含出口阻力）。当地大气压为98.1KPa，已知在操作条件下溶液的饱和蒸汽压为7.1KPa，泵的必需汽蚀余量2.5m。试求：（1）泵的扬程 （2）如果泵的轴功率为3.5kW，泵的效率为多少 （3）泵的允许安装高度解：（1）取截面如图所示，碱液面为1-1，管路出口外侧为2-2，以水槽为基准面为基准水平面，在两截面间列伯努利方程：其中：Z1=0 u1=0 P1=0表压 Z2=10 m u2=0 P2=6mH2O=58842Pa表压 Hf1-2=(3+5)10001200=6.67m碱液柱代入： He=10+5884212009.807+6.67=21.67m碱液柱（2）Ne=Hegqv=21.679.8073036001200=2.125kW =NeN100%=2.1253.5100%=60.7% (3) Hg=Pa-Pvg-NPSH-Hf入=98.1-7.110312009.807-2.5+0.5-3=1.73m 1.列管式换热器由长3m，96根252.5mm的钢管管束组成，双管程，用120的饱和水蒸气将36000kg/h的乙醇水溶液从25加热到80 。乙醇水溶液走管程，在定性温度下密度为880 kg/m3，粘度为1.2mPaS，比热容为4.02kJ/(kgK)，热导率为0.42W/（mK）。水蒸汽的对流传热系数为104 W/（m2K），汽化潜热为2205.2kJ/kg。已知钢管的热导率为45 W/（mK），忽略污垢热阻和热损失， 试求：（1）水蒸气的消耗量 kg/h （2）管内侧溶液的对流传热系数 （3）该换热器能否完成任务？解：(1) Q=Q热=Q冷 Q= qm热r热=qm冷Cp冷t2-t1 Q=qm热36002205.2=3600036004.02(80-25) qm热=3609.47kg/h Q=2211kW(2)管内乙醇水溶液 u=qm4d2n2=36000360088040.022962=0.754m/s Re=du=0.020.7548801.210-3=11058.67104 Pr=Cp=4.021031.210-30.42=11.49 ld=15060 被加热，n=0.4 i=0.023dRe0.8Pr0.4 =0.0230.420.0211058.670.811.490.4 =2203.12 W/（m2K）(3)1Ki=1i+didm+di0d01Ki=12203.12+0.00250.02450.0225+10.02100000.025Ki=1714.43w/(m2K)tm=t1-t2lnt1t2=120-25-(120-80)ln120-25120-80=63.58需要Ai=QKitm=22111031714.4363.58=20.28m2现有换热器内表面积Ai=ndiL=963.140.023=18.09m2104 Pr=Cp=4.1741030.54910-30.648=3.536 被加热，n=0.4 i=0.023dRe0.8Pr0.4 =0.0230.6480.0210798.910.83.5360.4 =2081.52 W/（m2K）1Ki=1i+di0d01Ki=12081.52+201000025Ki=1784.38w/(m2K)tm=t1-t2lnt1t2=130-20-(130-80)ln130-20(130-80)=76.1（2）使用一段时间：tm=t1-t2lnt1t2=130-20-(130-70)ln130-20(130-70)=82.5 Q=KAtm=qm冷Cp冷（t2-t1)新设备： Q=KAtm=qm冷Cp冷（t2-t1) qm冷，A不变 KK=t2-t1t2-t1tmtmKK=70-2080-2076.182.5 Ki=1371.63w/(m2K)（3）新设备总热阻1Ki=1i+di0d0使用一段时间后热阻1Ki=1i+di0d0+RiRi=1Ki-1Ki=11371.63-11784.38=1.6910-4(m2K)/W这题少一个图，另外数据有点要调整，主要是提馏操作线方程数字1.用连续精馏塔分离苯-甲苯混合液100kmol/h，所有组成数据都为摩尔分数，塔顶采用全凝器，泡点回流，物系平均相对挥发度为2.47，精馏段上升蒸汽量为186.8kmol/h，精馏段操作线与q线如图所示，有关交点坐标为a（0.98，0.98）,b（0，0.245），C（0.5,0.5），d（0.5，y）。 试求 ： （1）物料进料热状况 （2）回流比是最小回流比的多少倍 （3）精馏段操作线方程 （4）提馏段操作线方程 （5）塔顶第一块板的效率以液相组成表示EL=0.6，则从塔顶往下数的第二块塔板上升蒸汽组成解：(1)由坐标数值可知xD=0.98，xF=0.5，d点的x=xF=0.5 物料是饱和液体进料（或泡点进料） （2）平衡线方程y=x1+-1x=2.47x1+1.47xxq=xF=0.5 代入平线方程 得 yq=0.71Rmin=xD-yqyq-xq=0.98-0.710.71-0.5=1.3xDR+1=0.2450.98R+1=0.245R=3 RRmin=31.3=2.3倍 (3)精线方程：y=RR+1x+1R+1xD=33+1x+13+10.98=0.75x+0.245 或者根据a点b点坐标a（0.98，0.98）,b（0，0.245）代入直线方程y=kx+b解得（4） V=L+D=(R+1)D 186.8=(3+1)D D=46.7kmol/h FxF=DxD+Wxw 1000.5=46.70.98+53.3xW xw=0.079 L=L+qF=346.7+100=240.1kmol/hy=LL-Wx-WL-Wxw=240.1240.1-53.3x-53.3240.1-53.30.079提线方程y=1.285x-0.0225或者将d点坐标x=0.5代入精线坐标的y=0.62，将（0.5，0.62）和（0.079,0.079）两点坐标代入直线方程y=kx+b解得（4） y1=xD=0.98 代入平线方程得与之平衡的x1*=0.952EL=xD-x1xD-x1*0.6=0.98-x10.98-0.952 x1=0.963 代入精线方程得y2=0.967F2.在一连续常压精馏塔中分离某二元理想混合液，原料液中含易挥发组分0.44（摩尔分数，下同），泡点进料。馏出液中易挥发组分浓度0.96，馏出液易挥发组分回收率96.3%。操作条件下混合液的相对挥发度为2，采用的回流比是最小回流比的1.6倍。试求（1）塔釜产品浓度 （2）精馏段操作线方程 (3)提馏段操作线方程 （4）假定离开进料板的液相组成为0.25，求上升到加料板的气相组成。解：（1）DF=xF-xwxD-xw =DxDFxF=（0.44-xw)0.96(0.96-xw)0.44=0.963xw=0.03（2）平线方程：y=x1+-1x=2x1+x 泡点进料，q=1，xq=xF=0.44 代入平线方程 得 yq=0.61Rmin=xD-yqyq-xq=0.96-0.610.61-0.44=2.1R=Rmin1.6=2.11.6=3.36精线方程：y=RR+1x+1R+1xD=3.363.36+1x+13.36+10.96=0.77x+0.22(3) 假设F=100kmol/h =DxDFxF=D0.961000.44=0.963 D=44.1kmol/h W=55.9kmol/h L=L+qF=3.3644.1+100=248.2kmol/hy=LL-Wx-WL-Wxw=248.2248.2-55.9x-55.9248.2-55.90.03提线方程： y=1.29x-0.0087或者将 xF=0.44 代入精线方程 得 y=0.56 q线与精线的交点坐标是（0.44,0.56），提线经过（0.44,0.56）和（0.03,0.03）, 代入y=kX+b 得k=1.29 b=-0.0076 提线方程：y=1.29x-0.0087(4)将离开加料板的液相组成x=0.25代入提线方程 y=1.29x-0.0087=1.290.25-0.0087 得 y=0.314 进入加料板3. 在一连续常压精馏塔中分离苯和甲苯液体混合物，相对挥发度2.5，原料液进料量为140kmol/h，含苯0.50（摩尔分数，下同），汽液混合进料，蒸汽量和液体量之比2:3（摩尔比），塔顶为全凝器，泡点回流，要求馏出液中苯的回收率为0.98，釜残夜中甲苯的回收率为0.95。现从精馏段某块板上测得上升蒸汽组成为0.784，上一块板流下的液相组成为0.715。 试求（1）D W xD xw （2）q R （3）提馏段操作线方程（4）若离开塔顶第一块板的实际液相组成为0.907，求该板的塔板效率解：（1） =DxDFxF=DxD1400.5=0.98 =W(1-xw)F(1-xF)=W(1-xw)140（1-0.5）=0.95 得 DxD=68.6 W-Wxw=66.5 代入FxF=DxD+Wxw 1400.5=68.6+W-66.5 得：W=67.9kmol/h D=72.1kmol/h xD=0.951 xw=0.021 （2）汽液混合进料： q=35=0.6 x=0.715,y=0.784互为精馏段段操作关系，代入y=RR+1x+1R+1xD0.784=RR+10.715+1R+10.951 R=2.42 （3）L=L+qF=2.4272.1+0.6140=258.5kmol/hy=LL-Wx-WL-Wxw=258.5258.5-67.9x-67.9258.5-67.90.021提线方程： y=1.36x-0.0075或者y=qq-1x-1q-1xF=0.60.6-1x-10.6-10.5 q线 y=-1.5x+1.25 精线 y=1.36x-0.0075两线交点（0.44,0.59），提线过（0.44,0.59）和（0.021,0.021）代入y=kX+b 得 k=1.36 b=-0.0075提线方程： y=1.36x-0.0075（4）y1=xD=0.951d代入平线方程y=2.5x1+1.5x 得 x1*=0.886EL=xD-x1xD-x1*=0.951-0.9070.951-0.886EL=67.7%F1.在填料吸收塔内，温度为25，压强为106.7KPa，用清水逆流吸收混合气体中的SO2，混合气体流量为5000m3/h，其中SO2的分压为9.6kPa，要求SO2的吸收率为95%，水的用量是最小用量的1.5倍，在操作条件下平衡关系Y*=2.7X，气相体积吸收总系数为0.00187kmol/(m3skPa)，塔直径为0.8m。试求：（1）水用量 kg/h （2）吸收液出塔浓度 （3）所需填料层的高度 m 解：（1） y1=PSO2P总=9.6106.7=0.09 X2=0 Y1=PSO2P总-PSO2=9.6106.7-9.6=0.099kmolSO2kmol惰气 Y2=Y11-=0.0991-0.95=0.005kmolSO2kmol惰气V=500022.4273273+25106.7101.31-0.09=196kmol/hLmin=V Y1- Y2X1*-X2=1960.099-0.0050.0992.7-0=502.47kmol/h L=1.5502.47=753.7kmol/h=13566.6kg/h（2） LV= Y1- Y2X1-X2 753.7196=0.099-0.005X1 X1=0.024kmolSO2kmol水 （3）Y1=Y1-Y1*=0.099-2.70.024=0.0342 Y2=Y2=0.005 Ym=Y1-Y2lnY1Y2=0.0342-0.005ln0.03420.005=0.0152NOG=Y1-Y2Ym=0.099-0.0050.0152=6.18 KYa=0.00187106.7=0.2kmol/(m3s)=4D2=40.82=0.5m2HOG=VKYa=19636000.20.5=0.54mZ=HOGNOG=0.546.18=3.34mS2.在操作条件为101.3kPa，25的逆流填料吸收塔中，用含丙酮0.002（摩尔比，下同）的水溶液吸收混合气体中的丙酮（其余不溶），混合气体处理量为1400m3/h（标准），入塔气体含丙酮0.08，出塔气体含丙酮0.0037，出塔吸收液浓度为74.1kg丙酮/ m3水，操作条件下亨利系数为170kPa，已知水的密度为1000kg/ m3，丙酮的分子量58试求：（1）丙酮吸收率（2）塔顶液体用量 kmol/h （3）塔的气相传质单元高度HOG为1.15m，求填料塔的高度 m （4）空塔气速为0.6m/s时，求塔径 m （5）在丙酮吸收率不变的情况下，用增加填料层高度的方法减少吸收剂用量，最少吸收剂用量是多少？ kmol/h 此时填料层高度是多少？解：（1）=1-Y2Y1=1-0.00370.08=0.954 （2） y1=Y11+Y1=0.081+0.08=0.074 X1=74.1581100018=0.023kmol丙酮kmol水 V=140022.41-0.074=57.875kmol/h L=V Y1- Y2X1-X2=57.8750.08-0.00370.023-0.002=210.28kmol/h塔顶液体用量： 210.28（1+0.002）=210.7kmol/h （3）m=EP=170101.3=1.68 Y1=Y1-Y1*=0.08-1.680.023=0.04136 Y2=Y2-Y2*=0.0037-1.680.002= 0.00034 Ym=Y1-Y2lnY1Y2=0.04136-0.00034ln0.041360.00034=0.00854NOG=Y1-Y2Ym=0.08-0.00370.00854=8.93Z=HOGNOG=1.158.93=10.3m （4） qv=4D2u 14003600298273=4D20.6D=0.95m（5）Lmin=V Y1- Y2X1*-X2=57.8750.08-0.00370.081.68-0.002=96.8kmol/h此时填料塔的高度Z=无穷大