化工原理试题解析.docx

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化工原理试题解析

流经全部管路的能量损失为

2011化工原理试题A

［一］填空题（5分，每空0.5分）

1.离心泵在两容器间输送液体，当被输送的液体的密度增加时，若低位槽敞口，高位槽内为高压，则离心泵的流量（增大），压头（减小），轴功率（增加）。

2.稳态导热时，相互紧贴的厚度相同的两层平壁中温差分布Δt1<Δt2，则两层平壁

的导热系数λ1、λ2的大小关系是（λ1>λ2）。

3.如果Y1和Y2分别为进塔气体和出塔气体的摩尔比，则Y1Y2为（溶质的回收

Y1

率）

4.只要吸收组分在气相中的分压（大于）液相中该组分的平衡分压，吸收就会继续进行。

5.在吸收塔某处，气相主体浓度y=0.025，液相主体浓度x=0.01，气相传质分系数22

ky=2kmol/m2·h，气相传质总Ky=1.5kmol/m2·h，平衡关系y=0.5x，则该处气液界面上气相浓度yi应为（0.01）。

6.对于一定的分离任务，最小回流比所需理论板为（无穷多）。

7.回流的作用：

（提供不平衡的气液两相，是构成气液两相传质的必要条件）。

8.用孔板流量计测量流体时，随流量的增加，孔板前后的压差值将（增加）。

［二］单项选择题（5分，每小题1分）

1.在完全湍流（阻力平方区）时，粗糙管的摩擦系数λ数值（B）。

A）只取决于ReB）只取决于ε/dC）与ε无关D）只与ε有关

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1/2，已知Re>10000，则管内是原来的（A）倍。

A）0.574B）1C）1.741

3.在精馏操作中，若被分离物系的进料状态由气相变为液相，则提馏段操作线斜率

（A）。

A）减小B）增大C）不变D）变化不确定

4.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，CO2在水中的摩尔分数为5.17×10-4，则享利系数为（B）。

553

A）0.05molB）1.878×105kPaC）1.878×105kmol/m3·kPaD）上述全不对

5.用水吸收混合气中的氨，已知气相阻力为2.6×105m2·s·kPa/kmol,液相阻力为

1.3×104m2·s·kPa/kmol，则有（C）。

A）传质阻力集中在液相B）液膜控制过程C）气膜控制过程D）无法判断

［三］计算题

1.

（20分）用泵将贮槽中密度为1200kg/m3的溶液送到蒸发器内（如图1所示），贮槽内液面维持恒定，其上方压强为101.33×103Pa，蒸发器上部的蒸发室内操作压强

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1―1截面，管路出口内侧为2―2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。

22

gZ1u1p1WegZ2u2p2Wf

12e22f

式中Z1=0Z2=15mp1=0（表压）p2=－26670Pa（表压）u1=0

20

u2360021.97m/s

0.7850.062

Wf=120J/kg5分

流出液浓度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。

解：

1）

y1

pA=1.3330.0132

P总101.3

NOG；（5）填料

将上述各项数值代入，则

1.97226670

We159.81120246.9J/kg

21200

Y1=

0.01320.0134

1y110.0132

y1

Y2Y1

（1）0.0134（10.995）0.0000669

5分

X20

泵的有效功率Ne为：

Ne=We·ms

式中

msqv

201200

3600

6.67kg/s

4分

G1400

空气的摩尔流量为V（1y1）（10.0132）47.7kmol/h

M29

0.01340.0000669

0.746

Ne=246.9×6.67=1647W=1.65kW3分

Ne

则泵的轴功率为：

N1.652.54kW3分

0.65

2.（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

1.333kPa。

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Kya=0.088kmol/（m3·s），试求：

（1）最小液气比（

L/V）min；

2）塔底

Y1Y2

（VL）minX*X2

12

0.0134

0

0.75

2）

X1

3）

（4）

6分

L1.4（L）min1.40.7461.0444

Y1Y2

X1X2

0.01340.00006690.0133331.0444

X10

X1

0.0133330.0128

1.0444

4分

HOG

47.7/36000.30m

Kya0.0880.5

2分

Y10.75X10.750.01280.00985

Y2*0

Y1Y1Y*10.01340.009850.00382

Y2Y2Y*20.000066900.0000669

xD0.970.19（41分），yn10.8xn0.194（2分）

R141FDW10040W

2），xW0.02（2分）

FxFDxDWxW100*0.440*0.97WxWW

Ym

Y1Y20.003820.00006690.0000928

W1xW60*（10.020.）9（82分）

F1zF100*（10.4）

NOG

lnYY12

ln0.00382

0.0000669

3）VR1D（41）*40200（1分）

Y1Y20.01340.000066914.36Ym

0.0000928

6分

LRD4*40160

q1，所以：

（5）ZNOGHOG14.360.304.32m

2分

3.（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'V200

L'LF1601002（62分）

L'WxW26060*0.02

yn1xnWxn1.3xn0.0（036分）

V'V'200200

4）q1xqzF0.4（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）。

xq

xq1xq

Rmin

Rmin1

xDyqxDxq

解：

R1

0.8，R4（1分）

Rmin2.92（2分）

R

2.92

1.8*0.40.545（42分）

1.8*0.40.6

0.970.

54504.7449

0.970.4

1.37（1分）

5）y1xD0.97（1分）

pr

cp1.80.476.04

0.14

y1

x1

**

x1*1x1*

0.8x1*11x1*0.947（2分）

y20.8x1*0.1940.8*0.9470.1940.952（2分）

0.023diRe0.8

pr0.4763W/（m2C）

4.（20分）现有一单管程列管式换热器，管子尺寸Ф252.5mm，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α0=10000W/（m2·℃），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45W/（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1.80kJ/（kg·℃），粘度为0.47103Pas，热导率为0.14W/（m·℃）。

试求：

（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。

解：

（1）总传热系数K

管内表面传热系数αi

1d0RdiRdi

idi

d0bd013

002.84103

didm

352W/（m2K）

2）换热器是否合用

A计算

tm

（12030）（12070）

ln12030

12070

68.1C

qmccpc

（t2t1）170001.8103

3600

（7030）

3.4105W

3.4105

14.18m2

Ktm35268.1

And0l403.140.02539.42m

RediuidiG

1.7104/3600

0.022

0.7850.032401.5999104104

0.47103

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；

（12030）（120t2）

12030ln

120t2

（12030）（120t2）

12030ln

120t2

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）。

t2'59.4C

（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

（T30）（T70）

T30ln

T702

（T30）（T70）

T30

ln

T70

T154C

［二］单项选择题（5分，每小题1分）

1.流体在管内层流流动时，粗糙管的摩擦系数λ数值（A）。

A）只取决于ReB）只取决于ε/dC）与ε无关D）只与ε有关

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Re>10000，则管内是原来的（C）倍。

A）0.574B）1C）1.741

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）

A）减小B）增大C）不变D）变化不确定

2011化工原理试题B

4.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，CO2在水中的平衡浓度为2.875×10-2kmol/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），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λ1的一侧温度分布较陡，则两

层平壁的导热系数λ1、λ2的大小关系是（λ1>λ2）。

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/m3·kPaD）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

4

1.80×104Pa（表压），输送管道为φ36×2mm无缝钢管，管长8m。

管路中装有90°标准弯头两个，180°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ρ

3－3

=1000kg/m3；粘度μ=0.643×10Pa·s。

已知：

摩擦系数λ=0.039。

局部阻力系数分别为：

突然缩小ζ=0.5，突然扩大损失ζ=1，90°标准弯头ζ=0.75，180°回弯头ζ=1.5，球心阀（全开）ζ=6.4。

Zp2p1u22wf

Zg2gg

1.80104

10009.81

2

1.042

29.81

10.6

9.81

2.97m

8分

解：

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2－2间列

柏努利方程

gZ1

p1

2u12

2gZ2p2u22Wf

式中

Z1=Z

u1≈0

Z2=0p1=0（表压）

4p2=1.80×10Pa

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ζ=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Φ25×2.5mm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（m2C）,水的污垢热阻为

内水的有关物性参数可视为不变，其中

0.6103m2CW,忽略管壁热阻。

操作范围

988.1kgm3，0.549103Pas，

cp4.174103JkgC，0.648WmC。

试求：

qv

u2

2d2

4

阻力损失

Wf

Wf

所求位差

3600

0.7850.0322

dlu22

1.04m/s

4分

0.03980.520.751.56.41.042

0.0322

=10.6J/kg

8分

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）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℃，而出口温度仅能升至70℃，试求此时的总传染系数K。

解

（1）

Redu

111d0Rdid0K0idididi

0.020.6988.1

0.549103

4

21597.8104

cp4.1741030.549103

0.648

3.54

Qqmccpc

（t220）KA

0.80.4

Nu0.023Re0.8Pr0.4

（12020）（120t2）

12020

ln

120t2

i0.02300..6042821597.80.83.540.4362.58WmC

2.794.174103（t220）836.912.77

（12020）（120t2）

12020ln

120t2

2）tm

11

K10000

3625.8

25

0.610

20

25

20

t2'80.07C

K836.9WmC

4）

Q

Atm

（12020）（12080）

12020ln

12080

65.48C

Q

Atm

qmc0.7850.0220.6988.1152.79kg/s

Qqmccpc（t2t1）2.794.174103（8020）7.0105W

KQ'tmqmccp7020tm50tm

KQtmqmccp8020tm60tm

A计算

Q

Ktm

7.0105

836.965.48

12.77m2

And0l603.140.025314.13m2

因A计算A实际故该换热器够用。

（3）实际操作时水的出口温度：

tm65.48C，tm72.13C

K

0.7565

K

K0.7565836.9633.12WmC

3.（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HOG=1.2m,要求SO2的吸收率为80%。

求

（1）塔顶混合气中SO2的摩尔比Y2；

（2）塔底吸收液中SO2的摩尔比X1；（3）气相总传质单元数NOG（4）填料层的高度Z。

解：

37800

1）吸收剂摩尔流量为L378002100kmol/h

18

Y2Y1

（1）0.099（10.8）0.0198

2）惰性气体流量为V100（1y1）100（10.09）91kmol/h

X20

V91

X1X2（Y1Y2）0（0.0990.0198）0.0034324分

12L122100

（3）Y1*17.8X117.80.003430.0611

Y2*0

Y1Y1Y1*0.0990.06110.0379

Y2Y2Y2*0.019800.0198

0.03790.0198

0.0379ln

0.0198

NOGY1Y20.0990.01982.848分

OGYm0.0279

4）ZNOGHOG2.841.23.41m2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%。

试求：

（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）。

解：

（1）由已知xF0.5，xD0.9，xW0.1

FDW，100DW

FxFDxDWxW1000.5D0.9W0.1

DW50kmolh（2分）

（2）精馏段液相流量：

LRD200kmolh（1分）

已知R=4，精馏段上升蒸气流量：

V（R1）D550250kmolh（1分）提馏段上升蒸气流量：

V'Vq1FR1Dq1F

饱和蒸气进料，q0，代入上式得V'150kmolh（2分）

提馏段液相流量：

L'LqFRDqF200kmolh（2分）

化工原理试题

3）精馏段操作线方程：

yn1RxnxD0.8xn0.18（3分）

R1R1提馏段操作线方程：

yn1VL'xn

WxW'1.333xn0.0333（3分）

4）q0，yq

zF0.5（1分）

yqxx1qx

xq1xq

3*xq

3*xq1xq

0.5，xq0.25（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：

（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）。

RminxDyq

Rmin

1xDxq

0.90.50.6154

0.90.25

Rmin

1.6（2分）

R

Rmin

2.5（1分）

5）

y1

xD

0.9

1分）

解：

R

（1）R0.8，R4（1分）

R1

xD0.970.19（41分），yn10.8xn0.194（2分）

R141

FDW10040W

（2），xW0.02（2分）

FxFDxDWxW100*0.440*0.97WxWW

y1

x*1

3x1*

***0.9，x1*0.75（2分）

x1*1x1*2x1*1

WF11xzWF6100*0（*1（10.00.240.））9（82分）

y20.8x1*0.180.8*0.750.180.648（2分）

3）VR1D（41）*40200（1分