武汉工程大学化工原理复习笔记

1一、判断题√×1.进行蒸馏分离，混合溶液中易挥发组分在气相中的含量较液相中低×。2.吸收过程中，当操作线与平衡线相切或相交时所用的吸收剂最少，吸收推动力最大×。3.理想的进料板位置是其气体和液体的组成与进料的气体和液体组成最接近。√4.对于大多数气体的稀溶液，气液平衡关系服从亨利定律。亨利系数E随温度的升高而增大√。5.各层塔板同时多次进行部分气化和部分冷凝是混合物完全精馏分离的必要条件√6.孔板流量计的主要特点是变截面、恒压差。×7.在列管换热器管间装设了两块横向折流档板，则该换热器变成为双壳程的换热器×二、选择题1.层流底层越薄(C)。A.近壁面速度梯度越小；B.流动阻力越小；C.流动阻力越大；D.流体湍动程度越小。2.离心泵的效率η和流量Q的关系为（B）P66A．Q增大，η增大B．Q增大，η先增大后减小C．Q增大，η减小D．Q增大，η先减小后3.某二元混合物，若液相组成xA为0.45，相应的泡点温度为t1；气相组成yA为0.45，相应的露点温度为t2，则（A）。P237A.t1t2B.t1t2C.t1t2D.不能判断4.精馏过程中，当进料为饱和蒸汽时，以下关系（A）成立。P250A、q=0，L=L′B、q=1，V=V′C、q=0，L=VD、q=1，L=L′5.一定流量的液体在一25×2.5mm的直管内作湍流流动，其对流传热系数i=1000W/(m2·℃)；如流量与物性都不变，改用19×2mm的直管，则其将变为（D）W/(m2·℃)。A.1259B.1496C.1585D.16786.在定态二元体系的传质过程中，引起某组分发生分子扩散的原因是（D）。A.温度梯度B.压力梯度C.速度梯度D.浓度梯度7.某混合气与溶液接触，已知该物系的平衡方程为ye=0.94x，当溶液中溶质含量为0.1（摩尔分率，下同），气相中溶质含量为0.15，该过程为（A）。A.吸收B.解吸C.平衡D.无法确定8.通过三层平壁的定态热传导，各层界面间接触均匀，第一层两侧温度为120℃和80℃，第三层外表面温度为40℃，则第一层热阻R1和第二、三层热阻R2、R3的大小为（D）。A.R1＞（R2＋R3）B．R1＜（R2＋R3）C．无法确定D．R1=（R2十R3）9.需将降尘室生产能力增加1倍，可将（C）。A、高度增加1倍；B、高度增加2倍；2C、长度增加1倍；D、长度增加2倍。10.精馏操作中，若将进料热状况由饱和液体改为冷液体进料，而其它条件不变，则精馏段操作线斜率（A），提馏段斜率（B），精馏段下降液体量（B），提馏段下降液体量（A）。P256A.增大B.减小C.不变D.无法判断11某精馏塔内，进料热状况参数为1.65，由此可判定物料以（D）方式进料。P256A.饱和蒸汽B.饱和液体C.过热蒸汽D.冷流体12.精馏过程的操作线为直线，主要基于（A）。A.恒摩尔流假定B.塔顶泡点回流C.理想物系D.理论板假定13.精馏塔操作线的斜率为R/(R+1),全回流时，其斜率等于（B）。三线合一（精馏段的操作线，提馏段的操作线，q线A.0B.1C.-1D.∝14.某精馏塔的理论板数为16块（不包括塔釜），全塔效率为0.5，则实际塔板数为（D）块（不包括塔釜）。（3250实实理N.N/N）A.34B.31C.30D.3215.操作中精馏塔，保持F，xF，q，V＇不变，减少D，则塔顶易挥发组分回收率η变化为（B）p246A.变大B.变小C.不变D.不确定三、填空题1.设离心机转鼓直径为1m，转速n=600转/min，则在其中沉降的同一微粒，比在重力沉降器内沉降的速度快402（就是离心分离因数)倍（假定微粒沉降均处于层流区）。2.在恒定的操作压差下，过滤某一水悬浮液。10min后获得滤液5m3，则40min后获得滤液10m3（过滤介质阻力忽略不计）。3.为防止泵发生汽蚀，则要求装置的汽蚀余量大于泵的必需汽蚀余量。（大于、小于、等于）4.对一定操作条件下的填料吸收塔，如果将填料层增高一些，则塔的HOG,不变NOG增大。5.某板框压滤机的框的尺寸为：长×宽×厚=850×900×25mm，若该机有10块框，其过滤面积约为7.65m2。6.完成一个精馏操作的两个必要条件是（塔顶回流液体）和塔底上升蒸气。7.在精馏操作中，由于工艺条件变化，进料状态由气相变为液相，提馏段操作线斜率（减小）。（减小，增大，不变，变化不确定）39.试比较某精馏塔中第ｎ，ｎ＋1层理论板上参数的大小（理论板的序数由塔顶向下数起），即：yn1（）ynxn+1xn,tn+1tn(大于、小于、等于、不确定）四、简答题1.全回流操作和最小回流比操作各有什么特点，如何确定回流比？全回流操作:F=0,D=0,W=0R=∞操作线与对角线重合(书上P263)最小回流比Rmin=(书上P266)2.通常露点温度、湿球温度、干球温度的大小关系如何？何时三者相等。ttwtb当空气湿度达到饱和时t=tw=tb3.保温瓶（热水瓶）在设计和使用过程中采取了哪些防止热损失的措施？在设计时：内壁镀银，减小热辐射双层，内胆外壁间抽真空，较少热传导采用传热系数较小的软木塞或橡胶塞，使用时：装水留一定空隙，用传热系数较小的空气将塞子与热水隔开五、计算题1、用泵自敞口贮油向敞口高位槽输送矿物油，流量为38.4吨/小时，高位槽液面比油池高20m,管路总长450m（包括所有局部助力的当量长度）。钢管管径为mm4108，若油在输送温度下的密度为3m960/kg。粘度为α=3.43pa.s，求泵的有效功率Pe和轴功率为多少？（设泵的效率62%）解：Hgqve...p而Hq...gqpqmevm所以对两个敞口槽列伯努利方程g2ugPZg2ugPZ22222f111HH由于两个槽都是敞口，所以021PPP同时由于槽口相对管口来说非常大，所以0u21u所以上式可简化为20Hf12fHZ-ZH而2ud2.hflsm417141024108mkg960kg360010438Aq2333v/.)(./s/.u4所以为层流，即20006539sPa3434171m10hkg960du...m/s../Re6165396464..Re所以m847368192sm41712ud22../)/.(0.1m450m1.6g/.eHfll所以m.HH8475620f所以4me1092784756819gqp.m..3600kg/s1038.4H3..w所以541028162010927...PePw2、某单程列管式换热器，其换热管为mm225的不透钢。管长为4m，管数为33根。在该换热器中，用25℃的水将壳称的110℃的某有机蒸汽冷凝成同温度的液体，该有机蒸汽的冷凝传热系数为Cm1028023./w.。水的流量为16000kg/h,平均比热容为4.18KJ/(kg.℃)。管壁为水的对流传热系数为Cm100002./w；不透钢的导热系数为Cm1702./w；试求（1）总传热系数K（2）水的出口温度(1)、解：22m11dA1dAbdA1A1Kd以外径2d传热面2Ad为基准，即取2dAAd，则上式课简化为2m21121dbdd1dK2，而1212mdddddln代入可得21221121dd2dd1lndK23232210441Cm10281m0210m0250Cm172m0250m0210Cm1000m0250000../w...ln./w.../w.（1）塔顶第2块理论板上升蒸汽的组成解：（1）、由精馏段操作线方程1Rxx1RRD1nny；而已知2370x750nn1..y所以1RR=0.75R=3；23701RD.xDx=0.948所以Cm694K10441K102232./w.（2）、热量衡算：热流体损失的热量=冷流体增加的热量所以Q=K.A.△tm=)(q.12pmttC而22m3610m42m02501432332d2nA......l△tm=CTtTtTtTtT0122112211110TT,ln2因为所以△tm=2112tTtTttln5所以123211222ttCkgJ101843600skg16000tTtTttm3610Cm69400././ln../w解得C52t3880t11025110022.ln用一精馏塔分离某二元理想混合物，进料量为hmol100/k，其中易挥发组分的摩尔分率为0.4，进料为饱和蒸汽，塔顶采用全冷凝且为泡点回流，塔釜用间接蒸汽加热。已知两组分间的平均相对挥发度α=3.0，精馏段操作线方程为2370x750nn1..y，塔顶产品中易挥发组分的回收率为0.95；试求（2）操作回流比R；塔顶产品中易挥发组分的摩尔分率Dx（3）塔底产品的流量和塔底产品中易挥发组分的摩尔分率wx（4）精馏段的液相负荷，提馏段的气相负荷(h/Kmol)（5）最想回流比（6）提馏段的操作线方程和q线方程（2）、回收率=h40948040100950XXF950D950XFXDDFFD/Kmol........而h16040131/KmolDRVRDLDLV）（）（；所以120Kmol/h403DRL.因为是饱和蒸汽进料，所以0FLLqLLh6010010160F1/Kmol)()qVV（所以60Kmol/h60-120V-LWWVLL而03506094804040100WxDxxDxWDFwDwF....F.x..F.x（3）、由（2）知L=120Kmol/h；h60/KmolV（4）、因为1qxx1qqq0Fyq线方程将q=0代入求得Fxy=0.4代入相平衡线方程1x2x3nnny可得180xP.所以代入最小回流比方程可得7101809480409480xxyxppDD.....1RRminmin所以2.49Rmin6（5）、有前面可知FDDxxxx1qw)(x-xx-x1RRFDFw）（所以99804094800350948010409480035040..-..-.-.-..-.13R代入下式可得0350x0022Rx1Rnnwnn11..yxRy因为1qxx1qqq0Fyq线方程将q=0代入求得Fxy=0.4（6）因为nnnx11x)(y气相平衡方程而=3，1x2x3nnny精馏段操作线方程2370x750nn1..y提馏段操作线方程0570x2015nn1.y211yxyD操作线平衡线操作线x=71208810859094809480.....即第二块板气相组成为88102.y