2011 A[一]填空題（5分，每空0.5分）槽內(nèi)為高壓，則離心泵的流量（增大，壓頭（減小，軸功率（增加。1 穩(wěn)態(tài)導(dǎo)熱時(shí)，相互緊貼的厚度相同的兩層平壁中溫差分布<1

某流體在圓形直管內(nèi)強(qiáng)制對流，給熱系數(shù)為1/2，已知Re>10000，則管內(nèi)是原來的(AA)0.574 B)1 C)1.741(A)。減小B)增大 C)不變D)變化不確定的導(dǎo)熱系數(shù)λλ（λ>λ。1 2 1 2

2

與水充分接觸后，測得CO2

在氣相中的分壓如果

和

分別為進(jìn)塔氣體和出塔氣體的摩爾比，則

YY21Y21

（溶質(zhì)的回收

為97.1kPa，CO2

在水中的摩爾分?jǐn)?shù)為5.17×10-4，則享利系數(shù)為(B)。1 A)0.05mol B)1.878×105kPa C)1.878×105kmol/m3·kPa率） 5.用水吸收混合氣中的氨，已知?dú)庀嘧枇?.6×105m2·s·kPa/kmol,液相阻力為（大于行。在吸收塔某處，氣相主體濃度y=0.025，液相主體濃度x=0.01，氣相傳質(zhì)分系數(shù)k=2kmol/m2·h，氣相傳質(zhì)總K=1.5kmol/m2·h，平衡關(guān)系y=0.5x，則該處氣液界面y y上氣相濃度y應(yīng)為0.0。i對于一定的分離任務(wù)，最小回流比所需理論板為（。（提供不平衡的氣液兩相，是構(gòu)成氣液兩相傳質(zhì)的必要條件。用孔板流量計(jì)測量流體時(shí)，隨流量的增加，孔板前后的壓差值將（增加。[二]單項(xiàng)選擇題（5分，每小題1分）在完全湍流（阻力平方區(qū)）時(shí)，粗糙管的摩擦系數(shù)值（B）。A)只取決于ReB)只取決C)無關(guān) D)只有

1.3×104m2·s·kPa/kmol，則有（C ）。A)傳質(zhì)阻力集中在液相 液膜控制過程C)氣膜控制過程D)無法判斷[三]計(jì)算題1.（20分）用泵將貯槽中密度為1200kg/3的溶液送到蒸發(fā)器內(nèi)（如圖1所示，貯槽內(nèi)液面維持恒定，其上方壓強(qiáng)為101.33×103Pa為26670P（真空度，蒸發(fā)器進(jìn)料口高于貯槽內(nèi)液面15，進(jìn)料量為203/，溶液流經(jīng)全部管路的能量損失為120J/k（不包括出口，泵吸入管路與壓出管路內(nèi)徑均為60mm。設(shè)該泵的效率為65%，求泵的軸功率。1―12―2截面，并以1―1利方程。1PAGEPAGE51 1 2 gZu2pWgZ u2p 1 1 2

流出液濃度X3）氣相總傳質(zhì)單元高度H4）氣相總傳質(zhì)單元數(shù)N（）填料1 OG OG1 2 e 2 2 f

=0

=15m

=0（表壓）p

=－26670Pa（表壓）u=0

層高度Z。1 2 1 2 120 解： u 2 0.7850.06

1.97m/s

（1）y1

pA=P

1.333101.3

0.0132=120J/kg 5分f將上述各項(xiàng)數(shù)值代入，則

yY= 11 1y1

總 0.013210.0132

0.01341.972W 159.81e 2

120

266701200

246.9J/kg

Y Y(1)0.0134(10.995)0.00006692 15分e e e 泵的有效功率N為： N=We e e

X 02空氣的摩爾流量為VGM

(1y1

)1400(10.0132)47.7kmol/h29m

2012006.67kg/s 4分

L YY 0.01340.0000669( ) 1 2 0.746 6分s v 3600

V min

X*

0.01340eN=246.9×6.67=1647W=1.65kW 3分e

1 2 0.75NNe

L（2）V

L1.4( V

min

1.40.7461.0444則泵的軸功率為：

L YY1 2

0.01340.00006690.013333

1.04441.65N0.65

2.54kW 3分

V X X X 0 X1 2 1 10.013333（20分）0.5m2，要求

X 1 1.0444

0.0128 4分氨的吸收率為99.5%。已知空氣和氨的混合氣質(zhì)量流量為1400kg/h，混合氣的平均摩

（3）H

V

47.7/3600

0.30m 2分1.333

OG

a 0.0880.5y1.4倍，操作溫度293K，汽液平衡關(guān)系為Y*=0.75X積吸收系數(shù)a=0.088kmol/(3·s)，1）最小液氣比L/）mi（）塔底

(4) Y1

0.75X1

0.750.01280.00985Y*0

x 0.97 D 0.194（1分，

0.8x

0.194（2分）2 R1 41

n1 nYY

Y

0.01340.009850.00382

FDW 40W1 1 1YYY*

0.000066900.0000669

（2）FxF

Dx WxD

，x100*0.440*0.97Wx W

0.02（2分）2 2 2

W

60*(10.02)Y

YY1

0.003820.0000669

0.0000928

FzWWFW

100*(1

0.98（2分）1m lnY ln 0.00382 1Y 0.00006692

（3）V

R1

D(41)*40200（1分）Y2N 1YY2OG Ym

0.01340.00006690.0000928

14.36 6分

LRD4*40160q1，所以：(5) ZN H 14.360.304.32m 2分OG OG（25分）現(xiàn)用一精餾塔分離某二元理想混合物AB，進(jìn)料量為100kmol/h，進(jìn)料狀

V'V200L'LF160100260（2分）態(tài)為飽和液體，其中易揮發(fā)組分A的摩爾分?jǐn)?shù)為0.4。精餾塔塔頂采用全凝器且為泡點(diǎn)回流，塔釜使用蒸汽加熱。已知塔內(nèi)A、B間的平均相對揮發(fā)度為1.8，精餾段操

yn1

L'x WxWV' n V'W

260x200

60*0.02200

1.3xn

0.006（3分）A0.97

（4）q1x zq F

0.4（1分）操作回流比和精餾段操作線方程4分；

yq

xq1x

1.8*0.41.8*0.4

0.5454（2分）塔釜產(chǎn)品中A的摩爾分?jǐn)?shù)及B的回收率4分；精餾段氣相負(fù)荷、提餾段液相負(fù)荷和提餾段操作線方程6分；

Rmin

q qxDyq

0.970.5454

0.7449R 1 x x

0.970.4實(shí)際回流比是最小回流比的多少倍6分；

min D q離開塔頂?shù)诙K理論板的氣相組成分解：R

RminRR

2.92（2分） 4 1.37（1分）2.92（1）

R1

0.8R4（1分）

min（5）yx1

0.97（1分）

cp p

1.80.47

6.04x*111yx*1111

1.8x*0.8x*1

x*1

0.947（2分）

r 0.023

0.14Re0.8pr0.4763W/(m2C)1 1 1 i di1y 0.8x*0.1940.8*0.9470.1940.952（2分）12 1

11

0R

d0bd0

2.841034.（20分）現(xiàn)有一單管程列管式換熱器，管子尺寸3.0m4017000kg/h3070120℃飽和水蒸氣冷凝，

K di i

didi

d m 00水蒸氣冷凝的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)為α=10000W/(2·℃管內(nèi)苯側(cè)污垢熱阻0.0008332℃045W/(m·℃)

K/(m2K)（2）換熱器是否合用苯的有關(guān)物性參數(shù)可視為不變，定壓比熱容為1.80 kJ/(kg·℃)，粘度為0.47103Pas0.14W/(m·℃)。試求：總傳熱系數(shù)

t m

30)ln1203012070

68.1C判斷該換熱器是否合用；若使用上述換熱器，則實(shí)際操作時(shí)苯的出口溫度；

Qq cmc

(t2

)170001.8103(7030)3.4105W3600加以定量說明。

A Q計(jì)算 m

3.410535268.1

14.18m2（）總傳熱系數(shù)K

An

l403.140.02539.42m20管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)αi

因A A計(jì)算 實(shí)

故該換熱器不合用。0.02

1.7104/3600

（3）若使用上述換熱器，則實(shí)際操作時(shí)苯的出口溫度；Re

dui

di

G 0.7850.02240

1.5999104104 0.47103Qq cmc pc

30)

30)t)22ln120120t22

的液氣比為最小液氣比。在其他條件不變的條件下，溫度升高，享利系數(shù)（增大，溶解度系數(shù)（減小。2當(dāng)操作線在平衡線上方時(shí)，將進(jìn)行的傳質(zhì)過程為（吸收）過程。21.71041.8103

(12030)(120t)30)3529.42 23600

22t'2

ln120302120t2

于一定的分離任務(wù)，全回流時(shí)所需理論板（最少。（頂回流液；塔底回流汽。施加以定量說明。措施：提高加熱蒸汽的壓力

[二]單項(xiàng)選擇題（5分，每小題1分）數(shù)值。只取決于ReB)只取決C)無關(guān) D)只有關(guān)Qq cmc

(7030)KA(T30)70)lnT30T702

某流體在圓形直管內(nèi)強(qiáng)制對流，給熱系數(shù)為2倍，已知Re>10000(C倍。1.71043600

1.8103(7030)3529.42

30)70)lnT30T70

A)0.574 B)1 C)1.741在精餾操作中，若被分離物系的進(jìn)料狀態(tài)由液相變?yōu)闅庀啵瑒t提餾段操作線斜率(B)T154C

2011B

減小B)增大 C)不變D)變化不確定與水充分接觸后，測得CO2在氣相中的分[一]填空題（5分，每空0.5分）1.容器間輸送液體，當(dāng)被輸送的液體的密度增加時(shí)，若兩容器均敞口，則離心泵的流

壓為97.1kPC2在水中的平衡濃度為2.87×10-2kmol/3，則溶解度系數(shù)為CA）2.79B)kPa C)2.96×10-4kmol/m3·kPa上述全不對5.已知?dú)庀喾謧髻|(zhì)系數(shù)為k，液相分傳質(zhì)系數(shù)為k，相平衡常數(shù)為量（不變，壓頭（不變，軸功率（增加。

y x質(zhì)系數(shù)Ky為(A)。2穩(wěn)態(tài)導(dǎo)熱時(shí)，相互緊貼的兩層平壁中，導(dǎo)熱系數(shù)為λ21

的一側(cè)溫度分布較陡，則兩

A）1 1m

B)1 1 1

C) 1 1 1

D）上述全不對( > ( > 1 2 1 2

K k ky y x

K mk ky y x

K k mky y x3.當(dāng)吸收劑量減少到操作線與平衡線相交時(shí)，此時(shí)（塔底端）的推動(dòng)力為零，稱此時(shí)[三]計(jì)算題

p p

u2 w

1.80104 1.042 106分）1所示。塔內(nèi)壓強(qiáng)為

Z 2g

1 22g

f g 10009.81

29.81

2.97m 8分1.8010P（表壓3×2mm無縫鋼管，管長8。管路中裝有90（全開3m3/h的流量流入塔中，問高位槽應(yīng)安置多高？（即位差Z應(yīng)為多少米。料液在操作溫度下的物性：密度ρ=1000kg/3=0.64×10Pa=0.03)。解：取管出口處的水平面作為基準(zhǔn)面。在高位槽液面1－1與管出口截面2－2間列柏努利方程

2－2u2應(yīng)計(jì)入突然擴(kuò)大（流入大容器的出口）. 20分有一四管程列管式水預(yù)熱器用12℃的飽和水蒸氣在管間冷凝以預(yù)熱水水在的鋼管內(nèi)以0.6m/s的速度流動(dòng)，其進(jìn)口溫度為20℃，至出口預(yù)熱到80℃。已知管長3.0m，共60根（單程15根。取水蒸氣冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)為10000W (m2C),水的污垢熱阻為0.6103m2W,忽略管壁熱阻操作范圍內(nèi)水的有關(guān)物性參數(shù)可視為不變，其中988.1kg m3，0.549103Pas，p u2

p u2

gZ1

1 12

gZ 2

2

2W2 f

c 4.174103p

kg

，

m

。試求：1 式中 Z1=Z Z2=0 p1=0（表壓u≈0 p=1.80×1041 3

總傳熱系數(shù)判斷該換熱器是否合用；若使用上述換熱器，則實(shí)際操作時(shí)苯的出口溫度；qu2q

3600 0.7850.032

1.04m/s 4分d24阻力損失

操作一年后，由于水垢積累，換熱能力下降，如果水流量不變，進(jìn)口溫度仍為20℃，而出口溫度僅能升至70℃，試求此時(shí)的總傳染系數(shù)K。W

u2

1 1 1d df d 2故：

解（1）

K 0

0R 0d didi i 8 042 8分

duR

0.020.6988.1 21597.8104W 0.039 0.520.751.56.4f 0.032 2

e 0.549103所求位差

=10.6J/kg6PAGEPAGE19cP c

4.1741030.549103

3.54

Qq

c (t20)

(12020)(120t)r 0.648N 0.023R

0.8P0.4

mc

2 ln120202120t2(12020)(120t)22u e r220.648

2.794.174103(t

20)836.912.77

2ln12020 0.023 21597.80.83.540.43625.8W25 i 25

m

120t1 1

1 0.6103

t'80.07C2K 100002

3625.8 20 20 2K836.9WmC(12020)(12080)

（4）K

Q'Atmtm

ln1202012080

65.48C

又 K

QAtmq 0.785988.115/smc

故 KK

Q't

qmcc

7020tp8020t

50t60tQq

c (t

t)2.794.17410320)7.0105W

q cm mcp m mmc pc 2 1

t 65.48C，tm

72.13CA Q計(jì)算 Ktm

7.0105836.9

12.77m2

K0.7565KAn

603.140.025314.13m2

K0.7565836.9633.12WmC因A A計(jì)算 實(shí)際

故該換熱器夠用。

(20分用清水吸收空氣和SO2混合氣中的SOSO9%,混合2 氣流量為100kmol/h,進(jìn)塔吸收劑流量為37800kg/h,吸收劑的摩爾質(zhì)量為18kg/kmol,2 實(shí)際操作時(shí)水的出口溫度：

HOG=1.2m,要求S2的吸收率為80。求）塔頂混合氣中S2的摩爾比Y（2）中S2的摩爾比X3）氣相總傳質(zhì)單元數(shù)N（）填料層的高度。21 21 （1）吸收劑摩爾流量為L 18

態(tài)為飽和蒸汽，其中易揮發(fā)組分A的摩爾分?jǐn)?shù)為50%。精餾塔塔頂采用全凝器且為泡點(diǎn)回流，塔釜使用蒸汽加熱。已知塔內(nèi)AB間的平均相對揮發(fā)度為3，操作時(shí)回y 0.09Y= 11

0.099

流比R=4，塔頂塔底產(chǎn)品中A的組分分別為90%和10%。試求：1 y 10.091YY(1)0.099(10.8)0.0198 6分2 1

塔頂塔底的產(chǎn)品量2分；精餾段和提餾段的氣、液相負(fù)荷6分；惰性氣體流量為V100(1y1X 02V 91

)100(10.09)91kmol/h

精餾段和提餾段的操作線方程6分；實(shí)際回流比是最小回流比的多少倍6分；離開塔頂?shù)诙K理論板的氣相組成分。XX1 YL

Y)02

2100

(0.0990.0198)0.003432 4分（3）Y1

17.8X1

17.80.003430.0611 解：Y*02

（1）由已知xF

0.5，xD

0.9，xW

0.1YY

Y

0.0990.06110.0379

FDW

DW1 1YY2

1Y2

0.019800.0198

FxF

DxD

WxW

，

0.5D0.9W0.1Y

YY1

0.03790.0198

0.0279

DW50kmolh（2分）1m lnY1Y2

ln0.03790.0198

（2）精餾段液相流量：LRD200kmolh（1分）已知R=4，精餾段上升蒸氣流量：V(R1)D550250kmolh（1分）Y2N 1YY2

0.0990.0198

2.84 8分OG Ym（4）ZN HOG OG

0.02792.841.23.41m 2分

提餾段上升蒸氣流量：V'V（25分）現(xiàn)用一精餾塔分離某二元理想混合物AB，進(jìn)料量為100kmol/h，進(jìn)料狀

q0，代入上式得V'150kmolh（2分）提餾段液相流量：LqFRDqF200kmolh（2分）（3）精餾段操作線方程：

化工原理試題（25分）現(xiàn)用一精餾塔分離某二元理想混合物AB，進(jìn)料量為100kmol/h，進(jìn)料狀態(tài)y R x xD 0.8x

0.18（3分）

A0.4n1 R1

R1 n

回流，塔釜使用蒸汽加熱。已知塔內(nèi)AB1.8，精餾段操作提餾段操作線方程：y W線方程斜率為0.8，塔頂產(chǎn)品出料量為40kmol/h，其中A的摩爾分?jǐn)?shù)為0.97。試求：y Wn1

x WxV' n V

1.333x 0.0333（分）3n3

操作回流比和精餾段操作線方程4分；塔釜產(chǎn)品中A的摩爾分?jǐn)?shù)及B的回收率4分；4（）q0，y z4q Fxy q

0.5（1分）3*xq 0.5，x

0.25（2分）

精餾段氣相負(fù)荷、提餾段液相負(fù)荷和提餾段操作線方程6分；實(shí)際回流比是最小回流比的多少倍6分；q q

1xq

3*xq

1x qq

離開塔頂?shù)诙K理論板的氣相組成分。Rmin

x y D q

0.9

0.6154q1 xDxqRmin1.6（2分）

0.90.25

解：R（1）R 1

0.8，R4（1分）RRmin

2.5（1分）

xDR1

0.9741

0.194（1分，

n1

0.8xn

0.194（2分）FDW 40W（5）xD0.9（1分）

（2）

，x

0.02（2分）Fx Dx WxF D W

100*0.440*0.97Wx WWx*y 1

*3x 1 3x

0.9，x*

0.75（2分）

Wx

60*(10.02)1 x*1x* 2x*1 1

WF1zW

100*(10.4)

0.98（2分）1 1 1F1y20.8x*0.180.8*0.750.180.648（2分）1

（3）VR1D(41)*40200（1分）LRD4*40160q1，所以：V'V200L'LF160100260（2分）L' Wx 260 60*0.02

比R=4，塔頂塔底產(chǎn)品中A的組分分別為90%和10%。試求：塔頂塔底的產(chǎn)品量2分；精餾段和提餾段的氣、液相負(fù)荷6分；精餾段和提餾段的操作線方程6分；yn1

x V' n V'

x200

200

1.3xn

0.006（3分）

實(shí)際回流比是最小回流比的多少倍6分；（4）q1x z 0.4（1分）q F

離開塔頂?shù)诙K理論板的氣相組成分。yqx

xq1x

1.8*0.4 0.5454（2分）1.8*0.40.6 解：Rmin

qxD

qyq

0.970.5454

0.7449

（1）由已知xF

0.5，xD

0.9，xW

0.1Rmin

1 x xD

0.970.4

FDW DWR 2.92（2分）min

Fx DxF

，W

0.5D0.9W0.1R Rmin

42.92

1.37（1分）

DW50kmolh（2分）（2）精餾段液相流量：LRD200kmolh（1分）yx1

0.97（1分）

已知R=4，精餾段上升蒸氣流量：V(R1)D550250kmolh（1分）x*11yx*111

1.8x*0.8x*1

x*1

0.947（2分）

提餾段上升蒸氣流量：11 1 11

V'Vq1FR1Dq1Fy 0.8x*0.1940.8*0.9470.1940.952（2分）2 1（25分）現(xiàn)用一精餾塔分離某二元理想混合物AB，進(jìn)料量為100kmol/h，進(jìn)料狀態(tài)為飽和蒸汽，其中易揮發(fā)組分A的摩爾分?jǐn)?shù)為。精餾塔塔頂采用全凝器且為泡點(diǎn)回流，塔釜使用蒸汽加熱。已知塔內(nèi)AB間的平均相對揮發(fā)度為3

飽和蒸氣進(jìn)料，q0，代入上式得V'150kmolh（2分）提餾段液相流量：LqFRDqF200kmolh（2分）（3）精餾段操作線方程：y R x

0.8x

0.18（3分）

5對于一定的分離任務(wù)，全回流時(shí)所需理論板最少。n1 R1

R1 n

6傳質(zhì)分離過程：依靠物質(zhì)從一相到另一相傳遞過程，叫傳質(zhì)分離過程。提餾段操作線方程：

7傳質(zhì)分離過程的依據(jù)：依據(jù)混合物中各組分在兩相間平衡分配不同。yn1

x WxWV' n V'W

1.333xn

0.0333（3分）

1在精餾操作中，若被分離物系的進(jìn)料狀態(tài)由氣相變?yōu)橐合?，則提餾段操作線斜率4（）q0，y z4q Fx

0.5（1分）3*x

減小 。（減小，增大，不變，變化不確定）y q q

q1xq

3*xq

q1xq

0.5x 0.25（）2q2

在精餾操作中，若被分離物系的進(jìn)料狀態(tài)由液相變?yōu)闅庀?，則提餾段操作線斜增大 。Rmin

xDyq0.90.50.6154

（減小，增大，不變，變化不確定）q1 xDxqRmin1.6（2分）

0.90.25

隨著蒸餾的進(jìn)行，簡單蒸餾塔釜內(nèi)液體中易揮發(fā)組分的組成逐漸降低 ，塔溫度不斷 升高 。(降低、升高、不變)RRmin

2.5

（1分）

（20分），管長3.0m，共4017000kg/h3070120℃飽和水蒸氣冷凝，（5）y1xD

0.9（1分）

h0=10000W/(m2·℃)0.0008332/45W/(m·℃。y1

x** 1

3x*1* *1

0.9，

0.75（2分）

操作范圍內(nèi)苯的有關(guān)物性參數(shù)可視為不變，定壓比熱容為1.80kJ/(kg·℃)，粘度為11111y20.8x*0.180.8*0.750.180.648（2分）1萃取精餾的基本原理是加入質(zhì)量分離劑改變原來組分間的相對揮發(fā)度 。回流的作用：提供不平衡的氣液兩相，是構(gòu)成氣液兩相傳質(zhì)的必要條件。3.回流包括：塔頂回流液；塔底回流汽。4對于一定的分離任務(wù)，最小回流比所需理論板為無窮多。

0.47103Pas，熱導(dǎo)率為0.14W/(m·℃)。試求：總傳熱系數(shù)判斷該換熱器是否合用；若使用上述換熱器，則實(shí)際操作時(shí)苯的出口溫度；加以定量說明。（）總傳熱系數(shù)K

Andl403.140.02539.42m20管內(nèi)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)hi

因A A計(jì)算 實(shí)

故該換熱器不合用。du

0.02 1.7104/3600dG 0.7850.02240

（3）若使用上述換熱器，則實(shí)際操作時(shí)苯的出口溫度；(12030)(120t)Re i i i

0.47103

1.5999104104

Qq cmc

(t30)KA 22 ln12030120tcp p

1.80.47

6.04

1.7104 3

2(12030)(120t)r 0.14

3600

1.810

30)3529.42 12030 22ln120t2h0.023i di

Re0.8pr0.4763W/(m2C)

22t'2111d1

0R

d0bd0

2.84103

（4）在操作過程中，可采取什么措施使苯的出口溫度達(dá)到原工藝要求？并就一種措K h di i

didi

d hm 0

施加以定量說明。K/(m2K)

措施：提高加熱蒸汽的壓力

(T30)(T70)（2）換熱器是否合用

Qq cmc

(7030)KA

lnT30t m

30)ln12030

1.7104 3

T

30)

70)12070

3600

1.810

(7030)3529.42

lnT30T70Qq cmc

(t2

)170001.8103(7030)3.4105W3600

T154C（20分）有一四管程列管式水預(yù)熱器，用120℃的飽和水蒸氣在管間冷凝以預(yù)熱水，A Q計(jì)算 m

3.4105352

14.18m2

0.6m/s20℃，至出口預(yù)熱到803.0m，共60根（單程15根10000W(m2C),水的污垢熱阻為0.6103m2W,忽略管壁熱阻操作范圍內(nèi)水的有關(guān)物性參數(shù)可視為不變，其中988.1kg m3，0.549103Pas，

（2）

20)ln1202012080

65.48Cc 4.174103JC0.648WC。試求：p

q 0.7850.022988.1152.79kg/smc總傳熱系數(shù)判斷該換熱器是否合用；

Qq cmc

(t2t1)2.794.174103(8020)7.0105W若使用上述換熱器，則實(shí)際操作時(shí)苯的出口溫度；操作一年后，由于水垢積累，換熱能力下降，如果水流量不變，進(jìn)口溫度仍

A Q計(jì)算 m

7.0105836.9

12.77m2為20℃，而出口溫度僅能升至70℃，試求此時(shí)的總傳染系數(shù)K。

And603.140.025314.13m21 1 1d d

因A A計(jì)算實(shí)際計(jì)算

故該換熱器夠用。解（1）

0R 0K d0 i i

didi

（3）實(shí)際操作時(shí)水的出口溫度：du 0.020.6988.1

(12020)(120t)R 21597.8104e 0.549103

Qq c (t20)mc pc

2ln12020t120 t222cP c

4.1741030.549103

3.54

2.794.174103

(t

20)t)220)836.912.77 12020 222r 0.6482N 0.023Ru e

0.8P0.4r

t'80.07C

ln120t2 0.0230.64821597.80.83.540.43625.8WC2i 0.02

（4）K

Q'At1 1 K 10000

1 253625.8 20

0.610325 m20 QK836.9WmC

又 K

Atm故 KK

Q't

qmcc

p800t

50t60tq cm mcp m m

第一章：流體流動(dòng)與輸送機(jī)械t 65.48C，tm

72.13C

例1-10，例1-13，例1-16，例1-17 習(xí)題：1-17,1-20，1-28K0.7565KK0.7565836.9633.12WC1 穩(wěn)態(tài)導(dǎo)熱時(shí)，相互緊貼的厚度相同的兩層平壁中溫差分布<Δt1

第三章：傳熱例3-，例3-，例3-11（，例3-1，例3-141.Φ25×2.5mm602m，蒸氣在管外冷1m/s,20℃,40℃，試求：的導(dǎo)熱系數(shù)λ、λ的大小關(guān)系是λ>λ 。

管壁對冷卻水的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)。1 2 1 21穩(wěn)態(tài)導(dǎo)熱時(shí)，相互緊貼的兩層平壁中，導(dǎo)熱系數(shù)為1

的一側(cè)溫度分布較陡，則兩

管內(nèi)壁溫度。層平壁的導(dǎo)熱系數(shù)λ、λ的大小關(guān)系是λ>λ 。

該廠有一臺與上述冷凝器傳熱面積相同，但管數(shù)為 50根，管徑仍為1 2 1 2黑體的發(fā)射能力與其表面溫度的 4 次方成正比。一切物體的發(fā)射率與其吸收率的比值恒等于同溫度下黑體的發(fā)射力 。

Φ25×2.5mm同）已知定性溫（下水的物性995.7kg m3，0.801103Pas，的傳熱能力。工業(yè)上，大容積飽和沸騰操作的適宜階段為核狀沸騰。

0.618W

，cp

4.174103J

C（核狀沸騰、膜狀沸騰、自然對流）工業(yè)上，大容積飽和冷凝操作的適宜階段為滴狀冷凝。（滴狀冷凝、膜狀冷凝、強(qiáng)制對流）

解（1）Re

du

0.0210.801103

24861.41041/2，已知Re>100000.574（0.57411.741）

Pcprp

4.1741030.8011030.618

5.4142倍，已知Re>100001.741（0.57411.741）

N 0.023R0.8P0.4u e r0.023 R0.8P0.4

垢熱阻均可忽略）蒸汽溫度th

126.3Cd e r0.0230.61824861.40.84585WC0.02

（3）若上述CO氣體流量減少到原來的70%，仍用水蒸氣加熱，并保證CO氣2 2體的出口溫度不變，在操作上應(yīng)采用什么措施？試通過計(jì)算說明。（2） Qw

t m

cp

103

C

，0.0165103Pas，1 2 3

1.0kg m30.0206Wr2187.81JkgtwAtm

Q4Q

995.74.1741045850.022

40

3075.3C

解 （1）Qqm

tp

4503600

0.9

10.69kW(3)設(shè)冷卻水的質(zhì)量流量為qm

qmH2O

Qr

10.692187.81

4.89103kg/s17.6kghn 根u1

q m 1

AUn1

U60

（2） K dii dn 50根u2

q m

AUn2

U50 o u0.8

0.02

450 360015

0.022U50U50U60

0.8

600.8

du 4 2 2

1.16

R i

32169104 u 501 1

e 0.0165103α增大，即Q增大，所以該換熱器合用。

cP c

0.91030.0165103

0.7212欲利用絕對壓力為0.25MPa的飽和蒸汽將CO2流量為450kg/h,若忽略熱損失，試求：蒸汽的消耗量。

202

氣體的

r 0.0206N 0.8P0.4u e r若選定雙管程單殼程的管殼式交換器，管規(guī)則為Φ25×2.5m，管子總數(shù)30

0.0206 i 0.02

83.9W根，ld50CO2

氣體走管程，試求所需的管長（蒸汽側(cè)熱阻、管壁及污K83.92025

67.12W

m2C

3有一列管式水預(yù)熱器，用0.2MPa(表壓)的飽和水蒸氣在管間冷凝以預(yù)熱水，水在Φ25×2.5m的鋼管內(nèi)以0.6m/s28℃，又蒸汽溫度th

126.3C，則t

20

42.3C

取水蒸氣冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)為10000W (m2C),水的污垢熱阻為m ln126.320126.3

0.6103m2W,忽略管壁熱阻。試求：（1）總傳熱系數(shù)K.Q 10.69103A Kt 67.12m

3.765m2

（2）操作一年后，由于水垢積累，換熱能力下降，如果水流量不變，進(jìn)口溫度仍為Kl Adn0

3.7650.025

1.60m

已知：988.1kgm3，0.549103Pas，cp

4.174103JC，（3） Q'0.7Q0.710.697.483kW

0.648WC，Rdi

0.6103m2W，0.3MPa下飽和水蒸氣溫度' u0.8

t 133.3Chu

0.70.80.75 解（1）

11

1

0R d0'0.75h0.7583.962.9W

m2C

K d0 i

didiK62.92025

50.32W

m2