化学工程基础试题(A)及答案

学础试题《化工程基》专业班级装控专业姓名学号开课系室化学化工学院化学工程系考试日期题号一二三总分得分阅卷人A卷1一、填空与选择（每空一分，共30分）1.如图所示为间壁式换热器中冷、热流体稳态传热过程的温度分布情况。该传热过程是由、、串联的热传递环节组成。由图分析可知α1α2,控制热阻在侧，如要强化传热过程应从侧入手。2.一般来讲，的导热系数最大，的导热系数次之，的导热系数最小。A.固体B.液体C.气体3.在导热传热过程中，热阻与、、有关。4.一卧式虹吸式再沸器，用水蒸汽加热气化某种液体，则水蒸汽应走，被加热液体应走。A.管程B.壳程5.在辐射换热计算中，常把吸收率等于1的物体称为体，把反射率等于1的物体称为体，把透过率等于1的物体称为体。6.如图，1表面为半球面，2表面为平面，两者构成一封闭体系，则角系数12=，11=。（注：A1=2A2）7.蒸馏过程分离混合物的依据是，吸收过程分离混合物的依据是。8．已分析测得离开某精馏塔精馏段第6、7（由塔顶数起）两块塔板的气液两相组成为：0.62，0.70，0.75，0.82，试确定以下组成：x6=y6=x7=y7=。9.以清水吸收氨气的过程属于控制，其传质阻力主要集中在侧，总传质系数与分传质系数之间的关系为KGkG。A.气膜B.液膜C.双膜D.E.F.≈10．对一定操作条件下的填料吸收塔，如填料层增高一些，则塔的HOG将，NOG将。2二、简答题（每小题5分，共20分）1.试列举常见列管换热器的名称及其应用特点。2.分析过剩空气系数对加热炉效率的影响。3.双膜理论的基本论点。4.恒摩尔流假定的内容及成立的条件。三、计算题（50分）1.（16分）有一套管换热器内管为54×2mm、套管为116×4mm的钢管，苯在内管中被加热，进出口温度分别为40℃、80℃，流量为4000kg/h，苯在定性温度下的物性：=880kg/m3，Cp=1.86kJ/(kg·℃)，=0.39mPa·s，=0.134W/(m·K)。环隙为133.3℃的饱和水蒸气冷凝，其汽化潜热为2168.1kJ/kg，冷凝给热膜系数11630W/（m2·℃）。管壁及管外污垢热阻忽略不计，管内污垢热阻Rsi=0.0002m2·℃/W(管内给热系数的计算公式：4.08.0023.0piCdud)。试计算：(1)加热蒸汽耗量(kg/h)；(2)管内给热系数αi，W/（m2·℃）；(3)所需传热面积(以内管外表面积为基准)m2；2.（18分）用连续精馏塔分离A、B两种物质的混合物(理想物系)，泡点进料，进料量F=500kmol/h，进料中含A组分50%(摩尔分数，下同)，要求塔顶产品中含A组分90%，塔底产品中含A组分5%，操作回流比是最小回流比的1.5倍，塔顶为全凝器，泡点回流，物系的相对挥发度为α=2.0，恒摩尔流假定成立。试求：(1)塔顶、塔底产品摩尔流量D、W；(2)最小回流比Rmin；(3)离开第二块塔板的气相组成y2。3.（16分）在直径为0.8m的填料塔中，用1200kg.h-1的清水吸收空气和SO2混合气中的SO2，混合气量为1000Nm3.h-1，混合气含SO21.3％（体积），要求回收率99.5％，操作条件为20℃、1atm，平衡关系为y*=0.75x，总体积传质系数Kya＝0.055kmol.m-3.s-1，求液体出口浓度和填料高度。学础试题《化工程基》答案专业班级装控专业姓名学号开课系室化学化工学院化学工程系考试日期题号一二三总分得分阅卷人A卷1一、填空与选择（每空一分，共30分）1.对流、导热、对流。α1《α2，烟气侧，烟气侧2.固定管板式、浮头式和U型管式，膨胀节、浮头和U型管3.B，A4.黑体，白体，透明体5.12=0.5，11=0.56..混合液体中各组份挥发度的不同，混合气体中各组份在液体溶剂中溶解度的不同7.x6=0.7y6=0.82x7=0.62y7=0.758.A控制，A侧，KGFkG9.HOG将不变，NOG将增大二、简答题（每小题5分，共20分）1.答：（1）固定管板式：管束固定在管板上，管板分别焊接在壳体的两端，结构简单、造价便宜，但管外难以机械清洗。另外，当管壁和壳壁的温差较大时，由于两者的热膨胀不同，会产生较大的热应力，会损坏换热器，应做温度补偿。(2分)（2）U型管式：管子制成U型，U型管的进出口分别安装在同一管板的两侧。每根管子皆可自由伸缩，而与外壳无关。管程也不易清洗，只适用于洁净而不易结垢的流体。(1.5分)（3）浮头式：两端的管板有一端可以沿轴向自由浮动，可完全消除热应力，且整个管束可从壳体中抽出，便于清洗和检修，因此应用较多，但结构比较复杂，造价较高。(1.5分)2.答：对加热炉热效率的影响：α太小→O2供应不足→燃料燃烧不充分→热效率η↓α太大→烟气量↑→烟气带走的热量↑→热损失↑→η↓→烟气中含氧量↑→炉管表面氧化↑→使用寿命↓所以加热炉操作时应在确保燃料完全燃烧的前提下，尽量降低过剩空气系数。3.答：①在汽液两流体相接触处有一稳定的相界面，在界面两侧各有一稳定的气膜和液膜，膜内流体呈滞流状态，溶质以分子扩散的方式通过这两层膜；②膜层以外的两相流体主体混合均匀，两相主体内浓度梯度皆为零，全部浓度变化2都集中在这两层膜内；③无论气、液两相主体中溶质的浓度是否达到相平衡，在相界面处，溶质在气、液两相中的浓度关系认为达到平衡，即界面无阻力。4.答：内容：①恒摩尔气化：即精馏段：V1=V2=……Vn=V；提馏段：V’1=V’2=……V’m=V’；②恒摩尔溢流：即精馏段：L1=L2=……Ln=L；提馏段：L’1=L’2=……L’m=L’。应用条件：①各组分的摩尔汽化潜热相等；②气液两相接触时因温度不同而交换的显热可以忽略；③塔设备保温良好，热损失可以忽略。三、计算题（50分）1.（16分）解：（1）传热量Q=m2Cp2(t2-t1)=4000/3600×1.86×(80-40)=82.67kW(2分)加热蒸汽耗量m1=Q/r=82.67/2168.1=0.0381kg/s=137.26kg/h(2分)（2）4.08.0PrRe023.0di已知=0.134W/(m·K)，管内径d=0.05m，smdWAVu/643.005.0785.0880/3600/4000785.0/22(2分)6.725431039.0880643.005.0Re3du（1分）413.5134.01039.01086.1Pr33pC(1分))/(937413.56.7254305.0134.0023.0PrRe023.024.08.04.08.0KmWdi(1分)（3）mtKAQ（2分）WKmddRddKisiii/00145.050540002.011630150937541120000K0=689.7W/(m2·K)(2分)3CtTtTtttm4.71803.133403.133ln4080ln2112(2分)268.14.717.68982670mtKQAm(1分)2.（18分）解：（1）已知F=500kmol/h，xF=0.5,xD=0.9,xW=0.05由物料衡算：F=D+WFxF=DxD+WxW(2分)即：500=D+W500×0.5=D×0.9+W×0.05解得：W=235.3kmol/hD=264.7kmol/h(2分)(2)泡点进料：q=1,xe=xF=0.5667.05.0115.02)1(1eeexxy(3分)395.15.0667.0667.09.0mineeeDxyyxR(3分)(3)R=1.5Rmin=1.5×1.395=2.093(1分)精馏段操作线方程为：291.0677.0093.39.0093.3093.21111nnDnnxxxRxRRy(2分)已知第一块板上升气相组成为：y1=xD=0.9（1分）则第一块板下降液相组成为：818.09.029.0)1(111yyx(2分)所以第二块板上升气相组成为：845.0291.0818.0677.0291.0677.012xy(2分)3.解：已知：D=0.8m,LS=1200kg.h-1,G=1000Nm3.h-1y1=0.013φ=0.995x2=0y*=0.75xKya=0.055kmol.m-3.s-1Ls=1200/(3600×18)=0.0185kmol/s（1分）4G=1000/(22.4×3600)=0.0124kmol/s（1分）∵为低浓度吸收∴(L/G)=0.0185/0.0124=1.49x1=(G/L)(y1-y2)+x2=(0.013-0.000065)/1.49=0.00868（2分）y2=y1(1-φ)=0.013(1-0.995)=0.000065（2分）∵Z＝HOG×NOG（1分）而NOG=(y1-y2)/Δym（1分）Δy1=y1-y1*=0.013-0.75×0.00868=0.006490（1分）Δy2=y2-y2*=0.000065-0=0.000065（1分）Δym=(Δy1-Δy2)/ln(Δy1/Δy2)（2分）=(0.006490-0.000065)/ln(0.006490/0.000065)=0.001396∴NOG=(0.013-0.000065)/0.001396=9.266（1分）HOG＝Ｇ/（ＫyaΩ）（2分）＝0.0124/(0.785×0.8×0.8×0.055)=0.449(m)∴Z＝9.266×0.449=4.2m（1分）