1-1某混合气体中含CO214%，O218%，N260%，H28%(体积分数)，求该混合气在0.1MPa，500℃时的密度。
1-2在大气压强为100kPa的地区，某真空塔上方真空表的读数为70kPa。若在大气压强为80kPa的地区，使该塔内维持相同的绝压，则真空表的读数为多少?
1-3为测定某设备中气体的压强差，装有图示两个U管压差计，测得R1=400mmHg,R2=50mmHg,R3=40mmH2O，求A、B两处的压强差(以kPa表示)。 1-4某气柜内径8m(如附图示)，钟罩及其附件共重9000kg，若略去其浸在水中部分所受的浮力，计算气柜中表压强为多大时才能使钟罩上浮，以及水封的高度Δh。 1-5如附图所示，常温水在管道中流过，在a、b两点间安装指示液为汞的U型压差计，若R=200mmHg,求两点间的压强差。
1-6水在图示管中流动，截面1处流速为0.5m/s，管内径为0.2m，由于水的压力产生水柱高为1m。截面2处管内径为0.1m，计算两截面处产生的水柱高度差h。设由截面1至截面2间的能量损失为2J/kg。
1-7图示一高位槽输水系统，管路为φ57×3.5mm钢管。已知水在管路中流动的能量损失为∑hf=23u2(u为管内流速)，计算水量为多少m3/h。
1-8图示送水装置，吸入管尺寸为φ57×3.5mm，要求送水量14m3／h，进口管路所有能量损失为∑hf=5u2，试计算2—2′截面真空表读数。
1-9高位槽内水的液面高于地面8m，如附图示。水从φ108×4mm的管道中流出，管路出口高于地面2m。若水流经系统的能量损失可按∑hf=6.5u2计算(不包括出口)，u为管中水的流速，计算水的流量为若干。若高位槽供水中断，计算其液面下降1m所需时间。
33
1-10图示冷冻盐水循环系统，盐水循环量为45m/h，密度为1100kg/m。管路直径相同，盐水自A流经两个换热器到B处的能量损失为100J/kg,，而由B流到A处的能量损失为50J/kg,计算(1)泵的有效功率；(2)若A处的压强表读数为025MPa时，B处压强表的读数。
1-1150℃的水流经内径为500mm的直管，问水的流速至少为多少时流动才为湍流，若管内流动的是50℃常压空气，则流速又为何值。
1-12一定量的液体在圆形直管内作层流流动，若管长及液体物性均不变，而管内径增加一倍，计算因流动阻力而产生的压强降将如何变化。
1-13在本题附图所示的装置中，于异径水平管段两截面间连一倒置U管压差计，以测量两截面间的压强差。当水的流量为10800kg/h时，U管压差计读数R为120mm，粗、细管的直径分别为φ60×3.5mm和φ42×3mm。计算水流经两截面间时的能量损失。 1-14将密度为1073kg/m，粘度为6.3×10-4Pa·s的溶液用泵从反应器送到高位槽(如附图示)。流量为2×104kg/h。反应器液面上方保持30kPa的真空度，高位槽液面上方为大气压强。管道为φ76×4mm的钢管，管壁绝对粗糙度为0.3mm，直管总长50m，管路上
3
有两个全开闸阀，五个标准弯头和一个局部阻力系数为4的孔板流量计。若泵的效率为70%，求泵的轴功率。
1-15从设备送出的废气中含有少量可溶物质，在放空之前令其通过一个洗涤塔，以回收这些物质进行综合利用，并避免环境污染。气体流量为1m3/s(在操作条件下)，ρ=1.13kg/m3,μ=1.9×10-5Pa·s。如本题附图所示，气体进入鼓风机前的管路上安装有指示液为水的U管压差计，其读数为30mm。输气管与放空管的内径均为200mm,管长与管件、阀门的当量长度之和为150m(不包括进、出塔及管出口阻 力)，放空口与鼓风机进口的垂直距离为20m，已估计气体通过塔内填料层的压强降为1.96×103Pa。管壁的绝对粗糙度可取为0.15mm，大气压强为100kPa。求鼓风机的轴功率（η＝75％)。
1-16如本题附图所示，贮槽内水位维持不变。槽的底部与内径为100mm的钢质放水管相连，管路上装有一个阀门，距管路入口端15m处安有以水银为指示液的U管压差计，其一臂与管道相连，另一臂通大气。压差计连接管内充满了水，测压点与管路出口端之间的直管长度为20m。 (1)当阀关闭时，测得R=600mm,h=1500mm;当阀部分开启时，测得R=400mm,h=1400mm。摩擦系数λ可取为0.025，计算放水量。
(2)当阀全开时，h=1300mm,R=150mm,计算该阀全开时的阻力系数ζ。 1-17本题附图所示为一输水系统，高位槽的水面维持恒定，水分别从BC与BD两支管排出，高位槽液面与两支管出口间的距离均为11m。AB管段内径为38mm，长为58m；BC支管的内径为32mm、长为12.5m；BD支管的内径为26mm、长为14m，各段管长均包括管件及阀门全开时的当量长度。AB与BC管段的摩擦系数λ均可取为0.03。试计算：(1)当BD支管的阀门关闭时，BC支管的最大排水量为若干m/h。
(2)当所有阀门全开时，两支管的排水量各为若干m3/h。BD支管的管壁绝对粗糙度ε可取为0.15mm,水的密度为1000kg/m3，粘度为0.001Pa·s。
1-18在φ38×2.5mm的管路上装有标准孔板流量计，孔板的孔径为16.4mm,管中流动的是20℃的甲苯，采用角接取压法用U管压差计测量孔板两侧的压强差，以水银为指示液，测压连接管中充满甲苯。现测得U管压差计的读数为600mm，试计算管中甲苯的流量为若干kg/h。
3
第二章 流体输送设备
2-1在用水测定离心泵性能的实验中，当流量为26m3／h，转速为2900r/min时，泵出口处压强表的读数为152kPa，进口处真空表的读数为25kPa，轴功率为2.45kW。真空表和压强表之间的垂直距离为0.4m，吸入和排出管分别为φ89×3.5mm和φ76×3mm，两测压口间的流动阻力可忽略不计，试计算此泵在该点下的性能参数。 2-2原用于输送水的离心泵，现改为输送1400kg/m3的水溶液，其它性质可视为与水相同，若管路状况等均不改变，试说明：(1)泵的流量是否发生变化；(2)泵出口处压强表读数是
否发生变化；(3)泵的〖JP〗轴功率是否发生变化。
2-3采用例2-1附图所示的管路系统测定离心泵的气蚀性能参数，需在泵的吸入管路中安装调节阀，适当调节吸入和排出管路上的阀门，可使吸入管阻力增大而流量保持不变。若吸入管内径为100mm，排出管内径为50mm，孔板流量计孔口直径为35mm，流量计U型压差计读数R＝850mmＨg。当真空表读数为550mmＨg时刚好发生气蚀现象，试求此流量下泵的允许气蚀余量和允许吸上真空度。当地大气压为101.3kPa，水温20℃。
52
2-4某离心泵的特性方程为H＝37-1.2×10Ｑ，当管路系统中排出容器和贮槽液面均为常压时，管路特性方程为He＝4.8＋60.6×104Ｑe2，求将泵安排在该系统中输送常温水，但排出容器表压要求130kPa时的流量和压头(式中H、He单位为m，Q、Qe单位为m3／s)。 2-5某型号的离心泵特性方程为H=18-6×10Ｑ（Ｈ单位m，Q单位为m／s），现用该泵从常压贮水池中将水抽送到渠道中，已知贮水池截面积为100m2，池中水深8m。输水开始池内水面低于渠道水平面2m。输水过程渠道水平面保持不变且与大气相通，管路系统的压头损失Hf＝4×10Ｑe(Hf单位m，Qe单位m／s)。计算将水池中水全部抽出所需时间。
2-6用两台离心泵从水池向高位槽送水，单台泵的特性方程为H＝28-1×106Ｑ2，管路特性方程可表示为He＝13＋1×105Ｑe2，试计算两台泵并联，串联时的输水量，并与单泵工作时进行比较。
2-7用离心泵以40m／h的流量将常压贮水池中65℃的热水输送到凉水塔顶，并经喷头喷出而落入凉水池中，以达到冷却之目的。已知水在进入喷头之前需维持49kPa的表压强，喷头入口较热水池高6m，吸入管路和排出管路压头损失分别为1m和3m，管路中的动压头可略去不计。试选用合适的离心泵，并确定泵的安装高度。当地大气压为100kPa。 2-8采用一台三效单动往复泵，将常压贮槽中密度为1250kg/m3的液体输送到表压强为1.28MPa的塔内，两液面垂直距离10m，管路系统的总压头损失为2m。已知泵的活塞直径为70mm，冲程为225mm，往复次数为200 l/min，泵的总效率和容积效率分别为90%和95%，求泵的实际流量，压头和轴功率。
2-9用一台往复泵将密度为1100kg/m3的液体从A池送往B池，两池均为常压。往复泵的
322
流量为5m／h，A池截面积为12m，B池截面积为4.5m，开始时B池液面比A池液面高10m，输送管路内径为30mm，直管和所有局部当量长度为16m，流动摩擦系数可取为0.04。计算将25m3液体从A池送到B池所需能量。
2-1020℃的空气直接由大气进入风机再通过内径为300mm的水平管道送到炉底，炉底的表压为10.8kPa。空气输送量为2000m3／h(进口状态计)，管长为150m(包括所有局部当量长度)，管壁绝对粗糙度为0.2mm。试选择一台合适的离心通风机，当地大气压强为100kPa。
2-11用三级压缩把290kg/h，20℃空气从98.07kPa压缩到6.28MPa，设中间冷却器能将压缩后的气体冷却到20℃，各级压缩比相同，计算三级压缩所消耗的理论功(按绝热压缩过程考虑，空气绝热指数为1.4)。若采用单级压缩，计算所需消耗的理论功、绝热压缩后空气的温度T2及容积系数(设余隙系数为5%)。
3
5
2
3
5
2
3
第三章 非均相物系的机械分离
3-1密度为2600kg/m3的球形石英颗粒在20℃空气中自由沉降，计算在层流区沉降的最大颗粒直径和在湍流区沉降的最小颗粒直径。
3-2在底面积为40m2的除尘室内回收气体(ρ=1.06kg/m3，μ=2×10-5Pa·s)中的球形固体颗粒，颗粒密度为3000kg/m，气体处理量为3600m/h。计算理论上能完全除去的最小颗粒直径。
3-3用一多层降尘室除去炉气中的矿尘，矿尘中最小粒径为8μm，密度为4000kg/m3。降尘室长4.1m，宽1.8m，高4.2m，操作条件为常压，427℃，气体粘度为3.4×10-5Pa·s，密度为0.5kg/m。炉气处理量为2160标准m/h，确定降尘室内隔板的间距及层数。 3-4含尘气体中尘粒密度为2300kg/m3，气体流量为1200m3/h，粘度为3.6×10-5Pa·s，密度为0.68kg/m3。若采用圆筒直径为0.4m的标准型旋风分离器进行除尘，估算其临界直径、分割粒径和压强降。
3-5用过滤面积为4.5m2的某过滤机在表压为200kPa下对某料浆进行恒压过滤，测得以下数据:
过滤时间，θ/s 滤液量，V/m3 300 0.45 600 0.80 900 1.05 1200 1.25 1500 1.43 1800 1.58 3
3
3
3
试求过滤常数K、Ve、θe。 3-6用压滤机在表压为150kPa下恒压过滤某悬浮液，1.6h后得滤液25m3，介质阻力可略去不计。求(1)若表压提高一倍，滤饼的压缩性系数为0.3，再过滤1.6h可得多少滤液；(2)若其它不变仅将操作时间缩短到1h，所得滤液又为多少?
3-7用一台38个框的BMS50/810-25型板框过滤机过滤某悬浮液，悬浮液中固相质量分率为0.139，固相密度为2200kg/m3，液相为水。已知每m3滤液中含水500kg，操作条件下K=2.72×10m/s，qe=3.45×10m/m。求(1)滤框全部充满滤液时所需过滤时间及滤液体积；(2)过滤后用0.8m3清水洗涤，求洗涤时间(设洗涤条件同过滤)。
3-8用叶滤机处理某悬浮液，先以等速过滤20min，得滤液2m3。随后保持当时的压强差再过滤40min，问共得滤液多少m3?若该叶滤机每次卸渣，清洗重装等辅助操作需20min，求滤液日产量(设滤布阻力可以忽略)。
3-9在3×105Pa的压强下对钛白粉的水悬浮液进行过滤试验，测得K=5×10-5m2/s，qe=0.01m3/m2，υ=0.08。现采用38个框的BMY50/810-25型板框过滤机过滤此料浆，过滤条件与试验时完全相同。求(1)滤框充满滤渣时需过滤时间；(2)过滤完毕以滤液量1/10的清水进行洗涤的洗涤时间；(3)若卸渣，重装等辅助操作需15min，求每小时平均可得滤饼多少m3。
3-10某悬浮液中固相质量分率为9.3%，固相密度为3000kg/m3；液相为水，已测得悬浮液物料特性常数k=1.1×10m/(s·atm)，滤饼的空隙率为40%。现用一台转鼓直径为1.75m，长度为0.98m，过滤面积5m2，浸没角度为120°的GP5-1.75型转筒真空过滤机进行过滤，转速为0.5r/min，操作真空度为600mmHg。已知滤饼不可压缩，过滤介质阻力可以忽略，求该过滤机的生产能力及滤饼厚度。
-4
2
-5
2
-3
3
2
3-11当滤布阻力可以忽略时，若已规定每一循环中的辅助操作时间为θD，洗水体积与滤液体积之比为a，要使恒压操作的间歇过滤机取得其最大生产能力，如何确定过滤时间? 3-12若分别采用以下措施，分析转筒真空过滤机的生产能力将如何变化，设滤布阻力不计，滤饼不可压缩。
(1)转筒尺寸按比例增大50%； (2)转筒浸没度增大50%； (3)操作真空度增大50%； (4)转速增大50%；
(5)滤浆中固相体积分率由10%增稠至15%，已知滤饼中固相体积分率为60%； (6)升温使滤液粘度减小50%。 讨论这些措施的可行性。
第四章 传热
4-1燃烧炉的平壁由三种材料组成：(1)耐火砖，导热系数λ1=1.05W/(m·K)，厚230mm；(2)绝热砖，导热系数为λ2=0.150W/(m·K)，规格为65mm×113mm×230mm；(3)普通砖，导热系数λ3=0.93W/(m·K)，若耐火砖内侧温度为1000℃，耐火砖与绝热砖接触处温度为940℃，绝缘砖与普通砖间的最高温度不超过130℃(设各砖间接触良好)，求普通砖外侧的温度和绝热砖的厚度。
4-2某输送水蒸气管为φ170×5mm钢管，在其外包扎两层厚度分别为30mm的绝热材料，第一层为矿渣棉，导热系数为0.065W/(m·K)，第二层为石棉灰，导热系数为0.20W/(m·K)。管内壁温度为300℃，保温层外表的温度为40℃，求50m管长的散热量。
4-3蒸汽管外包扎两层厚度相等的绝热材料，若第二层的平均直径为第一层的二倍，而导热系数仅为其一半，现将两层材料位置互换，其它情况假设保持不变，问散热量将如何变化?
4-450℃空气以5m/s的速度在内径为60mm的管内被加热到150℃，管长为3m，求管壁对空气的对流传热系数。
4-598%的硫酸以0.7m/s的速度在套管换热器的环隙中流动，硫酸的平均温度为70℃，内管外壁的平均温度为60℃，换热器的内管直径为φ25×2.5mm，外管直径为φ56×3mm，求此时的对流传热系数。
4-6常压下温度为120℃的甲烷以10m/s的平均速度在列管换热器的管间沿轴向流动，离开换热器时甲烷温度为30℃，换热器外壳内径为180mm，管束由30根φ19×2mm的钢管组成，求甲烷对管壁的对流传热系数。
4-7流量为720kg/h的常压饱和水蒸汽在直立的列管换热器的列管外冷凝。换热器内列管为φ25×2.5mm，长为2m的钢管，列管外壁温度为94℃，试按冷凝要求估算换热器的管数(设管内侧传热可满足要求，换热器热损失略去不计)。
4-8外径为50mm，长为10m的氧化钢管，其外壁温度为250℃，若将该管敷设在(1)与管径相比很大的车间内，车间内石灰粉刷壁面的温度为27℃，石灰粉刷壁黑度ε=0.91；(2)截面为200mm×200mm的红砖砌的通道中，通道壁的温度为20℃。求两种情况下由辐射引起的热损失。
4-9在一逆流换热器中，将1.25kg/s的苯用冷却水从350K冷却到300K，苯的平均比热为1.9kJ/kg·K。冷却水入口温度290K，出口温度320K，换热器采用φ25×2.5mm钢管。
2
水走管程，水和苯的对流传热系数分别为0.85和1.7kW/(m·K)，若忽略污垢热阻，求所需管子总长和冷却水消耗量。
4-10在并流换热器中，用水冷却油，水的进出口温度分别为15℃和40℃，油的进出口温度分别为150℃和100℃。现因生产任务要求油的出口温度降至80℃，假设油和水的流量、进口温度及物性均不变，试求换热器管长增至原来的多少倍才能满足要求，设换热器的热损失可以忽略。
4-11重油和原油在单程套管换热器中呈并流流动，两种油的初温分别为243℃和128℃，终温分别为167℃和157℃。若维持两种油的流量和初温不变；将流动改为逆流，求此时两流体的终温及换热量变化(设物性和传热系数均不变化)。
4-12在一传热面积为50m2的单程列管换热器中，用水冷却某溶液，两流体逆流。冷水由20℃升至38℃，流量为33000kg/h，溶液由110℃降至60℃。换热器进行清洗后，在两流体流量和进口温度不变的情况下，冷水出口温度增到45℃，试计算换热器清洗前传热面两侧的总污垢热阻值。假设清洗前后流体物性、两侧对流传热可视为不变，水的比热可取为4.187kJ/(kg·K)，热损失不计。
4-13在一单程列管换热器中，用饱和水蒸汽加热原料油。温度为160℃的饱和蒸汽在壳程冷凝排出饱和液体，原料油在管程流动，由20℃被加热到106℃。列管换热器由长为4m，φ19×2mm的25根管组成。换热器传热量为125kW，求管内对流传热系数。又若油的流速增加一倍，且增加前后油的流动已达到湍流，求此时油的出口温度(设油的物性不变)。 4-14在列管换热器中，用120℃的饱和蒸汽将置于常压贮槽中的温度为20℃，比热为2.0kJ/kg·K，质量为20000kg的重油进行加热。采用输油能力为6000kg/h的油泵，将油从贮槽送往换热器，经加热后再返回贮槽中，油循环流动。若要求4小时后油温升高到80℃，计算所需传热面积。设加热过程中Ko可取为350W/(m2·K)，且任何时刻贮槽内温度均匀一致。
4-15平壁设备内平均温度为154℃，为防止因辐射和对流作用而向周围空气散失过多的热量，拟涂一层导热系数为0.098W/(m·K)的绝热层，要求绝热层外表面温度不超过40℃，周围大气温度为20℃。传热总热阻可认为集中在绝热层内，求绝热层厚度。
4-16容器内盛有105℃的甲苯1400kg，内部装有外表面积为3.2m2的蛇管，蛇管内通以13℃的冷水。经若干时间后测得甲苯冷却到25℃，而相应的水出口温度为18℃，试计算冷却水的流量和冷却时间。设换热器热损失可忽略，操作过程甲苯和水的平均比热分别为1.8kJ/(kg·K)及4.19kJ/(kg·K)，基于管外表面积的总传热系数为255W/(m2·K)。 4-17每小时有一定量的气体在套管换热器中从T1冷却到T2，冷水进口温度分别为t1和t2，两流体逆流流动并均为湍流。若换热器尺寸已知且气体向管壁的对流传热系数比管壁向水的对流传热系数小得多，污垢热阻和管壁热阻均可略去不计，试讨论：
(1)若气体量增加10%，仍采用原换热器，但要求维持原来的冷却程度和冷却水进口程度，应采取什么措施；
'(2)若因气候变化，冷水进口温度下降至t1，仍采用原换热器，并维持原来的冷却程度，
则应采取什么措施；
(3)在原换热器中，若将两流体改为并流， 而仍要求维持原有的冷却程度和加热程度是否可能，若不可能应采取什么措施。
4-18采用初温为30℃的循环水将流量为60m3/h的粗苯液体从80℃冷却到35℃，试设计适宜的列管换热器。
第五章 蒸发
5-1在单效中央循环管蒸发器内，将10%NaOH水溶液浓缩到30%，分离室内绝压为15kPa，蒸发器加热管内的液层高度为1.8m，溶液密度为1230kg/m3，求溶液的沸点。
5-2在中央循环管蒸发器中，将NaNO3水溶液从5%浓缩到25%。原料液温度为40℃，加热蒸汽表压为30kPa，分离室的真空度为60kPa，蒸发器传热面积为100m2，总传热系数为1500W/(m2·K)。若由液柱静压强引起的温度差损失可以忽略，蒸发器热损失亦不计，当地大气压强为100.00kPa。计算原料液流量和水分蒸发量。
5-3现将1500kg/h的某种水溶液从15%连续浓缩到40%，使用一台传热面积为10m的蒸发器。原料液在沸点下加入蒸发器，估计操作条件下溶液的各种温度差损失为18℃，而热损失及溶液的浓缩热可略去不计。蒸发室操作真空度为80kPa，蒸发器的总传热系数为
2
1000W/(m·K)，当地大气压强为100kPa，试求加热蒸汽压强及其消耗量。
5-4在中央循环管式单效蒸发器中，将18000kg/h的CaCl2水溶液从10%浓缩至25%。原料液温度为25℃，蒸发室绝压为30kPa，各种温度差损失为14℃，加热蒸汽绝压为300kPa。蒸发器总传热系数为1000W/(m·K)，热损失为100kW，浓缩热可略去，试计算蒸发器的传热面积和加热蒸汽用量。
5-5在双效并流蒸发流程中，蒸发1000kg/h，浓度为10%的某种水溶液。第一效完成液浓度为15%，第二效为30%，两效中溶液的沸点分别为108℃和95℃。试计算溶液自第一效进入第二效时因自蒸发出的水分量占第二效总蒸发量的百分数。
5-6在双效并流蒸发装置中，蒸发4000kg/h，浓度为10%的某种水溶液。第一效完成液浓度为15%，蒸发室绝压为100kPa，溶液因蒸汽压下降和液柱静压强引起的温差损失为6.4℃。第二效蒸发器中(Δ′+Δ″)=17℃，冷凝器中绝压为20kPa，求第二效完成液的浓度。假设蒸发器的热损失及其浓缩热均可略去。
5-7在三效并流的中央循环管式蒸发装置中，将10000kg/h浓度为15%的KNO3水溶液浓缩到45%，原料液的温度为80℃，比热为3.5kJ/(kg·K)，加热蒸汽绝压为400kPa，冷凝
2
2
器内绝压为20kPa，各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出。各效蒸发器的总传热系
222
数分别为K1=2000W/(m·K)、K2=1000W/(m·K)、K3=500W/(m·K)。试计算蒸发器的传热面积。假设各效蒸发器传热面积相等，计算中浓缩热和热损失、由液体静压引起的温差损失均可略去不计。
第六章 蒸馏
6-1苯一甲苯混合液含苯0.4(摩尔分率)，在100kPa下将其加热到95℃，计算此时两相平衡组成和汽化率。苯(A)和甲苯(B)的饱和蒸汽压和温度的关系为：
lgpA6.023o1206.35t220.24,
lgpB6.078o1343.94t219.58
式中：pio —— i组分的饱和蒸汽压，kPa；t —— 温度，℃。
6-2在常压下将原料液组成为0.6(易挥发组分的摩尔分率)的两组分溶液分别进行简单蒸馏和平衡，若汽化率为1/3，计算两种情况下的釜液和馏出液组成。设在操作范围内气液平衡关系为y=0.46x+0.549。
6-3在常压连续精馏塔中分离苯—甲苯混合液，原料液流量为100kmol/h，组成为含苯0.5(摩尔分率，下同)，要求馏出液中含苯0.90，釜残液组成含苯0.05。计算塔顶及塔底产品流量。若原料液组成变为含苯0.4时，塔顶及塔底产品组成不变，苯的回收率将发生如何变化。
6-4在常压操作的连续精馏塔中分离含甲醇0.4与水0.6(均为摩尔分率)的溶液，求(1)进料温度为40℃；(2)泡点进料；(3)露点进料时q值。常压下甲醇—水溶液的平衡数据如下：
若原料液流量为100kmol/h，馏出液组成为0.95，釜液组成为0.04(均为甲醇摩尔分率)，回流比为2.5。求产品量、精馏段和提馏段的上升蒸汽量(设塔内为恒摩尔流动)。 6-5连续精馏塔中的操作线方程式为：精馏段y=0.732x+0.263；提馏段y=1.25x-0.0187。若原料液于露点温度下进入精馏塔中，计算原料液、馏出液、釜残液的组成及回流比。 6-6在常压连续精馏塔中分离苯一甲苯混合液，进料为饱和液体，其中含苯0.5(摩尔分率，下同)。塔顶馏出液组成为0.9，塔底釜液组成为0.1，泡点回流，回流比为2.0，求所需理论板层数和加料板位置。苯一甲苯气液平衡数据可用习题1的方程计算。
若其它条件不变，但回流温度为20℃，求此时的操作线方程及所需理论板层数。已知回流液的泡点温度为83℃，平均汽化潜热为3.2×104kJ/(kmol·K)，平均比热为140kJ/(kmol·K)。
6-7在常压连续精馏塔内分离苯一甲苯混合液，原料液为饱和液体，其中含苯0.2(摩尔分率，下同)，馏出液组成为0.9，釜液组成为0.05，操作回流比为2。若于精馏段某一塔板处取出一股流量为塔顶产品流量的1/2，组成为0.6的饱和液体，求所需的理论板数及加料板、取料口的位置。操作过程塔顶采用全凝器，泡点回流，塔釜间接蒸汽加热，物系相对挥发度为2.46。
6-8用一连续精馏塔分离A、B双组分理想溶液，原料液中含A 0.44，馏出液中含A 0.957(均为摩尔分率)。已知溶液的平均相对挥发度为2.5，最小回流比为1.63，计算进料热状况参数q值。
6-9在连续精馏塔中分离某组成为0.5(易挥发组分的摩尔分率，下同)的双组分理想溶液，原料液为泡点进料。塔顶采用分凝器和全凝器，分凝器向塔内提供组成为0.88的回流液，全凝器提供组成0.95的塔顶产品。已知塔顶馏出液中易挥发组分的回收率为96%，塔顶第一层板的液相组成为0.79。计算(1)操作回流比和最小回流比；(2)塔底产品组成。 6-10在连续操作的板式精馏塔中分离苯一甲苯混合液，物系的相对挥发度为2.46。在全回流条件下测得相邻板上的液相组成分别为0.28，0.41和0.57，求三层板中较低的两层的单板效率。
6-11在常压连续提馏塔中分离双组分理想溶液，物系的相对挥发度为2.5，提馏塔由蒸馏釜(可视为一层理论板)和一块实际板所组成。原料液组成为0.2(摩尔分率)，加热到泡点后从塔顶加入。测得塔顶馏出液组成为0.28，其中易挥发组分回收率为80%。求釜液组成和塔板的板效率(以气相组成表示)。
6-12在常压连续精馏塔中分离CS2和CCl4混合液，原料液在泡点下进料，流量为4000kg/h，组成为0.3(CS2摩尔分率，下同)，馏出液组成为0.95，釜液组成为0.025。操作回流比为最小回流比的1.5倍，塔内平均温度为61℃，空塔气速为0.8m/s，塔板间距为0.4m，全塔效率为40%，求：(1)实际塔板数；(2)两产品质量流量；(3)塔径；(4)塔的有效高度。
常压下CS2-CCl4气液平衡数据
x 0.0296 0.0615 0.1106 0.1435 0.2580 0.3908 0.5318 0.6630 0.7574 0.8604 1.0
y0 0.0823 0.1555 0.2660 0.3325 0.4950 0.6340 0.7470 0.8290 0.8790 0.9320 1.0
6-13在上题中，已知(1)塔内操作温度分别为：进料62℃，塔顶47℃，塔底75℃，回流液和馏出液温度为40℃；(2)塔顶冷凝器冷却水进出口温度为25℃和30℃；(3)采用200kPa压强的饱和蒸汽进行间接加热，且冷凝水在饱和温度下排出。
求冷凝器中冷却水消耗量及再沸器中加热蒸汽用量(热损失可略去不计)。
第七章 吸收
7-1 10℃时氧气在水中的溶解度可用式p*=3.313×106x表示，式中p*为氧在气相中的平
衡分压，kPa；x为氧在液相中的摩尔分率。计算总压为101.3kPa时，空气与水充分接触
3
后每m水溶解氧的克数。
7-2将CO2分压为50kPa的混合气体，与CO2浓度为0.01kmol/m3的水溶液进行接触，物系温度为25℃，气液平衡关系p*=1.662×105x(kPa)。试问该过程属于吸收还是解吸并计算以两相表示的推动力。
7-3 101.3kPa，0℃下O2在CO中的扩散系数为1.85×10m/s，在相距0.02m的两截面中，已知O2的分压分别为13.33kPa和6.67kPa。计算O2与CO混合气发生稳定的分子扩散过程中(1)O2与CO两种气体作等分子反向扩散；(2)CO气体为停滞组分时O2的传递速率。7-4一浅盘内存有2mm厚的水层，在20℃的恒定温度下逐渐蒸发并扩散到大气中。假定扩散始终是通过一层厚度为5mm的静止空气膜层，此空气膜层以外的水蒸汽分压可视为零，扩散系数为2.60×10-5m2/s，大气压强为101.3kPa，计算水蒸干所需时间。
7-5在吸收塔内用水吸收空气—甲醇混合气中的甲醇蒸汽，操作温度为27℃，压强101.3kPa，甲醇在气液两相中的浓度都很低，平衡关系服从亨利定律。已知溶解度系数H=2kmol/(m3·kPa)，气膜、液膜吸收系数分别为kG=1.55×10-5kmol/(m2·s·kPa)，kL=2.08×10-5kmol/(m2·s·kmol/m3)。在稳定操作状态下，塔内某截面上气相甲醇分压为5kPa，液相中甲醇浓度为2.11kmol/m3，计算该截面上的吸收速率。
7-6在逆流操作的吸收塔中，于101.3kPa，25℃下用清水吸收混合气中的H2S，将其浓度由2%降到0.1%(体积百分率)。该系统符合亨利定律，亨利系数E=5.52×10kPa。若吸收剂用量为最小用量的1.2倍，计算操作液气比L/V及出口液相组成X1。又若将压强提高到1013kPa而其它不变时，计算此时L/V和X1。
7-7在逆流填料吸收塔中，用清水吸收含有溶质A的气体混合物。进塔气体中含A 5%(体积%)，操作条件下相平衡关系为Y=3X，计算当液气比L/V=4和L/V=2时出塔气体的极限浓度和液体出口浓度及其最大吸收率。
7-8在逆流吸收塔中用三乙醇胺水溶液吸收混于气态烃中的H2S，进塔气体中含H2S 2.91%(体积)，要求吸收率为99%，操作温度27℃，压强101.3kPa，平衡关系为Y=2X。进塔液体为新鲜溶剂，出塔液体中浓度为0.013kmol(H2S)/kmol(溶剂)，已知单位塔截面上
23
流过的惰气量为0.015kmol/(m·s)，气相体积吸收总系数为0.0004kmol/(m·s·kPa)。求所需填料层高度。
7-9在一填料层高度为5m的填料塔内，用纯溶剂吸收混合气中的溶质组分。当液气比为1.0时，溶质回收率为90%，操作条件下气液平衡关系为Y=0.5X。现改用一种性能较好的填料，在相同的操作条件下可使溶质回收率提高95%，计算该填料的总体积吸收系数为原填料的多少倍。
7-10填料层高度为3m的吸收塔，在20℃，101.3kPa下用清水吸收混于空气中的氨。混合气质量流速G=580kg/(m2·h)，含氨6%(体积)，吸收率99%；水的质量流速W=770kg/(m\\+2·h)。已知KGa与气相质量流速的0.8次方成正比而与液相质量流速大体无关，平衡关系为Y=0.9X。计算(1)操作压强增大一倍；(2)液体流量增大一倍；(3)气体流量增大一倍时，填料层高度应如何改变才能保持原来的吸收率(塔径不变)。 7-11在一填料吸收塔中吸收气体混合物中溶质组分A，吸收剂分为两股加入，第一股吸收剂组成为0.004(摩尔比，下同)，从塔顶加入，第二股吸收剂组成为0.015，从塔中间加
4
-5
2
入，二股吸收剂流量均为50kmol/h(指纯溶剂量)。进塔气体组成为0.05，溶质吸收率为90%，惰气流量为100kmol/h。该塔操作条件下气液平衡关系为Y=0.5X，气相总传质单元高度HOG=0.85m，求填料层高度及第二股吸收剂加入的适宜位置。
7-12在一个接触效能相当于8层理论塔板的筛板塔内用一种分子量为250，密度为900kg/m3的不挥发油吸收混于空气中的丁烷。塔内操作压强为101.3kPa，温度为15℃，进塔气体含丁烷5%(体积)，要求回收率为95%。丁烷在15℃时的蒸汽压强为194.5kPa，
33
液相密度为580kg/m。假定拉乌尔定律及道尔顿定律均适用，求回收1m丁烷所需溶剂油的体积数。
7-13将组成为0.04(摩尔比，下同)的吸收液在逆流操作的解吸塔中用过热蒸汽解吸到组成为0.002，纯溶剂流率为0.025kmol/(m·s)，过热蒸汽用量为最小蒸汽用量的1.2倍。解吸塔的总体积吸收系数KYa=0.015kmol/(m\\+3·s)，操作条件下气液相平衡关系为Y=1.2X，求解吸塔的填料层高度。
2
第八章 气液传质设备
8-1欲采用浮阀塔分离甲醇水溶液，当操作回流比取为1.34时，精馏段需用6层理论塔板
3
完成分离任务。已知上升蒸汽的平均密度ρv=1.13kg/m，平均流量Vh=14600m3/h；下降液体的平均密度ρL=801.5kg/m3/h，平均流量Lh=11.8m3/h，平均表面张力σ=20.1×10N/m。已确定该塔在常压下操作，采用F1型浮阀，总板效率可取为60%，试对该塔的精馏段进行设计计算。
8-2聚氯乙烯生产过程中，需要将从乙炔发生器送出来的粗乙炔气净化，办法是在填料塔
3
中用次氯酸钠溶液除去硫、磷等杂质。粗乙炔气体通入填料塔的体积流量为700m/h，密度为1.167kg/m3；次氯酸钠水溶液的用量为4000kg/h，密度为1050kg/m3，粘度为1.06×10-3Pas。所用填料为陶瓷拉西环，其尺寸为50×50×4.5mm和25×25×2.5mm两种。大填料在下层，小填料在上层，各高5m，乱堆。若取空塔气速为液泛气速的80%，求此填料塔的直径及流体阻力。
-3
第九章 液液萃取
9-1 25℃时，醋酸(A)—庚醇-3(B)—水(S)的平衡数据如下表所示(质量百分数)： A B S A B S 0 3.5 8.6 19.3 24.4 30.7 41.4 45.8 46.5 47.5 96.4 93.0 87.2 74.3 67.7 58.6 39.3 26.7 24.1 20.4 3.6 3.5 4.2 6.4 7.9 10.7 19.3 27.5 29.4 32.1 48.5 47.5 42.7 36.7 29.3 24.5 19.6 14.9 7.1 0.0 12.8 7.5 3.7 1.9 1.1 0.9 0.7 0.6 0.5 0.4 38.7 45.0 53.6 61.4 69.6 74.6 79.7 84.5 92.4 99.6 联结线数据(醋酸的质量百分数) 水层 庚醇-3层 水层 庚醇-3层 6.4 5.3 38.2 26.8 13.7 10.6 42.1 30.5 19.8 14.8 44.1 32.6 26.7 19.2 48.1 37.9 33.6 23.7 47.6 44.9 试求：(1)由50kg醋酸、50kg庚醇-3和100kg水组成的混合液经充分混合而静置分层后， 平衡两相液层的组成和质量。
(2)两液层的分配系数kA和选择性系数β。
(3)单级萃取可能得到的最高萃取液和最低萃余液的组成。
9-2在单级萃取器中，用纯水萃取含醋酸30%(质量百分率，下同)的醋酸——庚醇-3混合液1000kg，要求萃余相中醋酸组成不大于10%。求(1)水的用量；(2)萃余相的量及醋酸的萃余率(即萃余相中的醋酸占原料液中醋酸的百分率)，操作条件下的平衡数据如习题1表所示。
9-3在25℃下，用三氯乙烷从含丙酮40%(质量百分率)的水溶液中萃取丙酮，原料液的流量为1500kg/h，计算：(1)当要求在单级萃取装置中获得最大组成的萃取液时，所需萃取剂用量及丙酮的萃出率；(2)将(1)中的萃取剂用量作两等分进行两级错流萃取时，求最终萃余相的流量和组成，以及丙酮的萃出率。
操作条件下的平衡数据如下表所示： 水相 三氯乙烷相 三氯乙烷 水 丙酮 三氯乙烷 水 丙酮 0.52 93.52 5.96 90.93 0.32 8.75 0.60 89.40 10.00 84.40 0.60 15.00 0.68 85.35 13.97 78.32 0.90 20.78 0.79 80.16 19.05 71.01 1.33 27.66 1.04 71.33 27.63 58.21 2.40 39.39 1.60 62.67 35.73 47.53 4.26 48.21 3.75 50.20 46.05 33.70 8.90 57.40 9-4有2000kg含35%(质量%，下同)吡啶的水溶液，用等量的氯苯进行萃取。若由第一级所得的萃余相再用与之相等的氯苯进行萃取，如此连续进行错流萃取，直至萃余相中吡啶降至2%为止，求需理论级数及萃取剂总用量。操作条件下的相平衡数据如下表所示。 氯苯层(质量%) 水层(质量%) 吡啶(A) 水(B) 氯苯(S) 吡啶(A) 水(B) 氯苯(S) 0 0.05 99.95 0 99.92 0.08 11.05 0.67 88.28 5.02 94.82 0.16 18.95 1.15 79.90 11.05 88.71 0.24 24.10 1.62 74.28 18.90 80.72 0.38 28.60 2.25 69.15 25.50 73.92 0.58 31.55 2.87 65.58 36.10 62.05 1.85 35.05 3.59 61.00 44.95 50.87 4.18 40.60 6.40 53.00 53.20 37.90 8.90 49.0 13.2 37.80 37.80 13.20 37.8 9-5混合液由A和B组成，其中溶质A的浓度为37%(质量%)，以S为萃取剂进行多级错流萃取，且S与B基本不互溶。若混合液处理量为1000kg/h，各级萃取剂与加料量之比均为0.6。计算将A浓度降为7%时需理论级数和萃取剂用量。操作条件下，溶质A在两相中的质量比浓度为： X 0 0.053 0.125 0.234 0.345 0.582 0.650 Y 0 0.125 0.237 0.335 0.414 0.481 0.491 9-6每小时有含醋酸40%(质量%)的醋酸水溶液，以庚醇-3为萃取剂进行多级逆流萃取，若溶剂比S/F为0.9，要求最终萃余相中溶质浓度不高于4%，求萃取理论级数，最终萃取相、萃余相流量及组成。操作条件下系统的平衡数据见习题1。
9-7某混合液含A、B两组分，在填料层高度为3m的填料塔内用纯溶剂S逆流萃取其中的A组分。原料液流量为1500kg/h，其中组分A的质量比组成为0.018，要求其回收率不低于90%，溶剂用量为最小用量的1.2倍。求(1)溶剂的实际用量；(2)填料层的等板高度HETS，m；(3)填料后的总传质单元数NOE。操作条件下的分配曲线数据如下所示，组分B与S可视为完全不互溶。 X 0 0.002 0.006 0.01 0.014 0.018 0.020 Y 0 0.0018 0.0052 0.0085 0.012 0.0154 0.0171 9-8每小时用45kg的纯溶剂S对A、B两组分混合液进行萃取分离。已知混合液流量为45kg/h，溶质A的质量比为0.3，组分B与S可视作不互溶，且以质量比表示相组成的分配系数K=1.5。计算和比较几种萃取操作溶质A的回收率φA：(1)单级萃取；(2)两级错流萃取(每级萃取剂为22.5kg/h)；(3)两级逆流萃取；(4)在传质单元数NOR=2的填料塔中进行逆流萃取。
第十章 干燥
10-1湿空气温度为60℃，总压为101.3kPa，其中水蒸汽分压为3.6kPa，求湿空气湿度，饱和湿度，相对湿度，比热、焓、湿空气比容、露点和绝热饱和温度。
10-2 101.3kPa下，空气的干球温度为50℃，湿球温度为30℃，求湿空气的湿度，相对
湿度、焓、露点温度。若将该空气加热到90℃，求各项的量。
10-3总压101.3kPa，15℃空气的湿度为0.005kg/kg绝干空气，计算(1)空气的相对湿度；(2)将空气温度升高到90℃时的相对湿度；(3)将该空气总压提高到120kPa时的相对湿度。 10-4将总压为101.3kPa，温度为20℃，湿球温度为16℃的空气预热到80℃，然后进入干燥器，若空气在干燥器中经历等焓干燥过程，离开干燥器时的相对湿度φ2=80%，计算离开干燥器时空气的湿度、温度，焓及其吸湿量(以每kg绝干空气计)。
10-5某干燥器的湿物料处理量为100kg/h，含水量10%，干燥产品含水量0.5%(均为湿基含水量)。进入干燥器的常压空气相对湿度为10%，温度85℃，出干燥器时温度为50℃，过程为等焓。求干燥过程水分蒸发量及其空气用量。
10-6某湿物料用常压热空气进行干燥，空气的初始温度为25℃，湿度为0.008kg/kg绝干空气，为保证产品质量，要求空气进入干燥器的温度不能超过80℃。若空气的出口温度为50℃，求：
(1)若过程为绝热干燥过程，将空气一次预热到80℃后蒸发每kg水分所需绝干空气量和供热量；
(2)在干燥器中设置中间加热器，当空气温度降至50℃时再用中间加热器加热到80℃继续干燥，空气出口温度仍为50℃。假设两段干燥过程均为等焓干燥过程，计算此时蒸发每kg水分所需绝干空气量和供热量。
10-7在常压干燥器中，将某湿物料从含水量5%干燥到0.5%(均为湿基)，干燥器生产能力为1.5kg绝干料/s。热空气进干燥器的温度为127℃，湿度为0.007kg/kg绝干空气，出干燥器时温度为82℃，物料进出干燥器时的温度分别为21℃和66℃，绝干物料的比热为1.8kJ/kg.K。若干燥器热损失为8kW，计算绝干空气消耗量和空气离开干燥器时的湿度。 10-8在一常压逆流转筒干燥器中，干燥某种晶状物料。温度为20℃，相对湿度为20%的空气经预热器加热到90℃后再送入干燥器，离开干燥器时的温度为55℃。温物料温度为20℃，经干燥后温度升高到50℃，湿基含水量由4%下降到0.2%，干燥产品量为1000kg/h，绝干物料比热为1.2kJ/kg.K，转筒干燥器直径为1.3m，长为7m，其外壁向空气的对流—辐射传热系数为10W/(m2.℃)。求空气消耗量及预热器供热量，周围大气温度为25℃。 10-9在带式干燥器中干燥某种颗粒状物料，金属网带宽0.8m，常压空气以2m/s的速度垂直地吹过物料层，空气的平均温度为80℃，湿度为0.02kg/kg绝干空气。计算恒速干燥阶段中每小时从每米传送带上汽化的水分量。
10-10某湿物料经过5.5h进行恒定干燥操作，物料含水量由X1=0.35kg/kg绝干料降至X2=0.10kg/kg绝干料。若在相同的干燥条件下，要求将物料含水量由X1=0.35kg/kg绝干料降至X'2=0.05kg/kg绝干料，计算所需干燥时间。
已知临界含水量Xc=0.15kg/kg绝干料，平衡含水量X*=0.04kg/kg绝干料，且在降速干燥阶段，干燥速率与(X-X*)成正比。
10-11在常压并流干燥器中，用热空气将某湿物料由含水量X1=1kg/kg绝干料干燥到X2=0.1kg/kg绝干料。空气进口温度为135℃，湿度为0.01kg/kg绝干空气，离开干燥器温度为60℃，空气在干燥器中经历等焓干燥过程。由实验得到的等速阶段干燥速度为
dXd=30△H，降速阶段的干燥速度为dXd=1.2X，计算干燥所需时间。
因篇幅问题不能全部显示，请点此查看更多更全内容