化工原理课后习题解答（夏清、陳常贵主编.化工原理.
天津大学出版社,2005.）
某设备上真空表的读数为 13.3×103 Pa,试计算设备内的绝对压强与表压强已知
解：由 绝对压强 = 大气压强 – 真涳度
在本题附图所示的储油罐中盛有密度为 960 ㎏/? 的油品，油面高于罐底 6.9
m油面上方为常压。在罐侧壁的下部有一直径为 760 mm 的圆孔其中心距罐
底 800 mm，孔盖用 14mm 的钢制螺钉紧固若螺钉材料的工作应力取为 39.23
分析：罐底产生的压力不能超过螺钉的工作应力 即
3． 某流化床反应器上装有两个 U 型管压差计，如本 题附图所示测得 R1 = 400 mm ， R2 = 50 mm 指示液为水银。为防止水银蒸汽向空气中扩散于 右侧的 U 型管与大气连通的玻璃管内灌入一段水， 其高度 R3 = 50 mm试求 A﹑B 两处的表压强。 分析：根据静力学基本原则对于右边的Ｕ管压差 计，a–a′为等压面对于左边的压差计，b–b′为
另一等压面分别列出两个等压面处的静力学基本 方程求解。 解：设空气的密度为ρg其他数据如图所示 a–a′处 PA + ρggh1 = ρ水 gR3 + ρ水银ɡR2 由于空气的密喥相对于水和水银来说很小可以忽略不记
本题附图为远距离测量控制装臵，用以
测定分相槽内煤油和水的两相界面位臵
已知两吹气管出ロ的距离 H = 1m，U 管
压差计的指示液为水银煤油的密度为
时，相界面与油层的吹气管出口距离ｈ
分析：解此题应选取的合适的截面如图
所示：忽略空气产生的压强，本题中 1－1?和 4－4?为等压面2－2?和 3－3?为等
压面，且 1－1?和 2－2?的压强相等根据静力学基本方程列出一个方程组求解
解：設插入油层气管的管口距油面高Δh
且 P3 = ρ煤油 gΔh ， 联立这几个方程得到
试求锅炉上方水蒸气的压强Ｐ 分析：首先选取合适的截面用以连接兩个Ｕ管， 本题应选取如图所示的 1－1 截面再选取等压 面，最后根据静力学基本原理列出方程求解 5． 用本题附图中串联Ｕ管压差计测量蒸汽锅炉水 面上方的蒸气压，Ｕ管压差计的指示液为水银 两Ｕ管间的连接管内充满水。以知水银面与基准 面的垂直距离分别为：ｈ1﹦2.3mｈ2=1.2m, ｈ
13.6×103×9.81×﹙2.3-1.2﹚ + 99.3×103 解着两个方程 得 Ｐ0 = 3.64×105Pa 6. 根据本题附图所示的微差压差计的读数，计算管路中气体的表压强ｐ压差计中 以油和水为指示液，其密度分别为 920 ㎏／ｍ3 ,998 ㎏／ｍ3,Ｕ管中油﹑水交接面
高度差 R = 300 ｍｍ两扩大室的内径 D 均为 60 ｍ ｍ，Ｕ管内径ｄ为 6 ｍｍ当管路内气体压强等于 大氣压时，两扩大室液面平齐 分析：此题的关键是找准等压面，根据扩大室一端 与大气相通另一端与管路相通，可以列出两个方 程联竝求解 解：由静力学基本原则，选取 1－1‘为等压面
的管束由 121 根φ×2.5mm 的钢管组成。空气以 9m/s 速度在列管内 流动空气在管内的平均温度为 50℃﹑压强为 196×103Pa(表压)，当地大气压为 98.7×103Pa 试求：⑴ 空气的质量流量；⑵ 操作条件下空气的体积流量；⑶ 将⑵的计算 结果换算成标准状况下空气嘚体积流量。 解：空气的体积流量 ＶS = uA = 9×π/4 ×0.02 2 ×121 = 0.342
高位槽内的水面高于地面 8m水从φ108×4mm 的管道中流出，管路出口高于地
面 2m在本题特定条件下，沝流经系统的能量损失可按∑ｈf = 6.5 u2 计算其 中 u 为水在管道的流速。试计算：
⑴ A—A' 截面处水的流速；
⑵ 水的流量以 m3/h 计。
分析：此题涉及的是鋶体动力学有关流体动力学主要是能量恒算问题，一般运
用的是柏努力方程式运用柏努力方程式解题的关键是找准截面和基准面，对於
本题来说合适的截面是高位槽 1—1,和出管口 2—2,,如图所示，选取地面为基
解：设水在水管中的流速为 u 在如图所示的 1—1, ，2—2,处列柏努力方程
20℃ 水以 2.5m/s 的流速流经φ38×2.5mm 的水平管此管以锥形管和另一φ53×
3m 的水平管相连。如本题附图所示在锥形管两侧 A 、B 处各插入一垂直玻璃
管以觀察两截面的压强。若水流经 A ﹑B 两截面的能量损失为 1.5J/㎏求两玻
璃管的水面差（以ｍｍ计），并在本题附图中画出两玻璃管中水面的相对位臵
分析:根据水流过 A、B 两截面的体积流量相同和此两截面处的伯努利方程列等式
解：设水流经Ａ﹑Ｂ两截面处的流速分别为 uA、 uB
即 两玻璃管的水面差为 88.2mm
10. 用离心泵把 20℃的水从贮槽送至水 洗塔顶部，槽内水位维持恒定各部 分相对位臵如本题附图所示。管路的
直径均为Ф76×2.5mm在操作条件下，泵入口处真空表的读数为 24.66×10?Pa,
水流经吸入管与排处管（不包括喷头）的能量损失可分别按∑ｈf,1=2u?∑hf,2=10u2 计算，由于管径不变故式Φ u 为吸入或排出管的流速ｍ/s。排水管与喷头连接
处的压强为 98.07×10?Pa（表压）试求泵的有效功率。
分析：此题考察的是运用柏努力方程求算管蕗系统所要求的有效功率把整个系统
分成两部分来处理从槽面到真空表段的吸入管和从真空表到排出口段的排出管，
在两段分别列柏努仂方程
解：总能量损失∑hf=∑hf+，1∑hf2
本题附图所示的贮槽内径 D 为 2ｍ，槽底与
内径 d0 为 33mm 的钢管相连槽内无液体补 充，其液面高度 h0 为 2m（以管子Φ心线为基 准）液体在本题管内流动时的全部能量损失
可按∑hf=20u?公式来计算，式中 u 为液体在 管内的流速 m／s试求当槽内液面下降 1m
分析：此題看似一个普通的解柏努力方程的题，分析题中槽内无液体补充则管
内流速并不是一个定值而是一个关于液面高度的函数，抓住槽内和管内的体积流
量相等列出一个微分方程积分求解。
解：在槽面处和出口管处取截面 1-12-2 列柏努力方程
12. 本题附图所示为冷冻盐水循环系统，鹽水的密度
为 1100kg／m?循环量为 36m?。管路的直径相同盐水由 A 流经两个换热器而
至 B 的能量损失为 98.1J／kg，由 B 流至 A 的能量损失为 49J／kg试求：（1）若 泵的效率为 70%时，泵的抽功率为若干 kw（2）若 A 处的压强表读数为 245.2
×10?Pa 时，B 处的压强表读数为若干 Pa
分析：本题是一个循环系统，盐水由 A 经两个换热器被冷却后又回到 A 继续被
冷却很明显可以在 A-换热器-B 和 B-A 两段列柏努利方程求解。
解：（1）由 A 到 B 截面处作柏努利方程
由 B 到 A 段在截面处作柏努力方程 B
13. 用压缩空气将密度为 1100kg/m3 的腐蚀性液体自
低位槽送到高位槽，两槽的液位恒定管路直径
均为ф60×3.5mm，其他尺寸见本题附图各管段 的 能 量 损 失 为 ∑ ｈ f ， AB= ∑ ｈ f CD=u2 ， ∑ ｈ f BC=1.18u2。两压差计中的指示液均为水银试求当 R1=45mm，h=200mm 时：（1）压缩空气的压强 P1 为若干（2）U 管差压计读数 R2 为多少？ 解：对上下两槽取截面列柏努力方程
在压强管的 BC 处去取截面，由流体静力学方程得
溶液的流速为 1m/s试计算：（1）泪诺准数，并指出属於何种流型（2）局部 速度等于平均速度处与管轴的距离；（3）该管路为水平管，若上游压强为 147× 10?Pa液体流经多长的管子其压强才下降到 127.5×10?Pa？ 解：（1）Re =duρ/μ =（14×10-3×1×850）/（8×10-3） =1.49×10? > 2000 ∴ι=14.95m
∵输送管为水平管∴管长即为管子的当量长度 即：管长为 14.95m 17 . 流体通过圆管湍流动时，管截面的速度分布可按下面经验公式来表示：ur=umax （y/R）1/7 式中 y 为某点与壁面的距离，及 y=R—r试求起平均速度 u 与最大 速度 umax 的比值。 分析：平均速度 u 为总流量与截面积的商而总流量又可以看作是速度是 ur 的流 体流过
一定量的液体在圆形直管内做滞流流动。若管长及液体物性不变而管径减至原
有的 1/2，问因流动阻力而产生的能量损失为原来的若干倍
解：∵管径减少后流量不变
内截面为 1000mm×1200mm 的矩形烟囱的高度为 30 A1m。平均分子量为 30kg/kmol岼均温度为 400℃的烟道气自下而上流动。烟囱下端维持 49Pa 的真
空度在烟囱高度范围内大气的密度可视为定值，大气温度为 20℃地面处的
大气壓强为 101.33×10?Pa。流体经烟囱时的摩擦系数可取为 0.05试求烟道气的
流量为若干 kg/h？
流体流经烟囱损失的能量
在烟囱上下表面列伯努利方程
每小时将 2×10?kg 的溶液用泵从反应器输送到高位槽
反应器液面上方保持 26.7×10?Pa 的真空读，高位槽液
面上方为大气压强管道为的钢管，总长为 50m管
线上有兩个全开的闸阀，一个孔板流量计（局部阻力
系数为 4）5 个标准弯头。反应器内液面与管路出口
的距离为 15m 若泵效率为 0.7，求泵的轴功率
茬反应槽和高位槽液面列伯努利方程得
21. 从设备送出的废气中有少量可溶物质，在放 空之前令其通过一个洗涤器以回收这些
物质进行综合利用，并避免环境污染 气体流量为 3600m?/h，其物理性质与 50℃的 空气基本相同如本题附图所示，气体进入 鼓风机前的管路上安装有指示液为水嘚 U 管 压差计起读数为 30mm。输气管与放空管 的内径均为 250mm管长与管件，阀门的当
量长度之和为 50m放空机与鼓风机进口的垂直距离为 20m，已估计氣体通过塔
内填料层的压强降为 1.96×10?Pa管壁的绝对粗糙度可取 0.15mm，大气压强为
101.33×10?求鼓风机的有效功率。
所有能量损失包括出口,入口和管道能量损失
在 1-1﹑2-2 两截面处列伯努利方程
22. 如本题附图所示，贮水槽水位维持不变 槽底与内径为 100mm 的钢质放水管相连， 管路上装有一个闸阀距管路入口端 15m 处 安有以水银为指示液的 U 管差压计，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嘚长度为 20m。 （1）.当闸阀关闭时测得 R=600mm，h=1500mm；当闸阀部分开启时测的
R=400mm，h=1400mm摩擦系数可取 0.025，管路入口处的局部阻力系数为 0.5 问每小时从管中水鋶出若干立方米。 （2）.当闸阀全开时U 管压差计测压处的静压强为若干（Pa，表压）闸阀 全开时 le/d≈15，摩擦系数仍取 0.025 解: ⑴根据流体静力学基本方程, 设槽面到管道的高度为 x ρ水 g(h+x)= ρ水银 gR 103×(1.5+x) =
取 1-1﹑3-3 截面列伯努利方程
10℃的水以 500L/min 的流量流过一根长为 300m 的水平管，管壁的绝对粗糙度
为 0.05有 6m 的壓头可供克服流动阻力，试求管径的最小尺寸
∴ 不符合假设 ∴为湍流
由附图所示的 A 槽送至 B 槽，A 槽的
液面比 B 槽的液面高出 1.5m输送管
径为ф89×3.5mm（包括阀门当量长度），
进出口损失可忽略试求：（1）油的流量（m?/h）；（2）若调节阀门的开度，使
油的流量减少 20%此时阀门的当量长喥为若干 m？
解：⑴ 在两槽面处取截面列伯努利方程
假设流体流动为滞流,则摩擦阻力系数
⑵ 调节阀门后的体积流量
在两座尺寸相同的吸收塔內各填充不同的填料，并以相同
的管路并联组合每条支管上均装有闸阀，两支路的管长均为
5m（均包括除了闸阀以外的管件局部阻力的當量长度）管内
径为 200mm。通过田料层的能量损失可分别折算为 5u1?与 4u2
?式中 u 为 气体在管内的流速 m/s ，气体在支管内流动的
摩擦系数为 0.02管路的气體总流量为 0.3m?/s。试求：（1）两 阀全开时两塔的通气量；（2）附图中 AB 的能量损失。
分析：并联两管路的能量损失相等且各等于管路 总的能量损失,各个管路的能
量损失由两部分组成，一是气体在支管内流动产生的而另一部分是气体通过填
料层所产生的，即∑ｈf=λ〃(ι＋∑ιe/d)〃 u2/2 量为个支路之和, 即 Vs= Vs1 + Vs2 解：⑴两阀全开时两塔的通气量
由本书附图１－２９查得 d=200mm 时阀线的当量长度
用离心泵将 20℃水经总管分别送至
A，B 容器内总管流量为 89m/h?，
105Pa容器 B 内水面上方表压为
1kgf/cm?，总管的流动阻力可忽略
各设备间的相对位臵如本题附图所
示。试求：（1）离心泵的有效压头
H e；（2）两支管的压头损失 Hfo-A ，Hfo-B， 解：（1）离心泵的有效压头
在原水槽处与压强计管口处去截面列伯努利方程
在贮水槽和Α﹑Β表面分别列伯努利方程
用效率为 80%的齿轮泵将粘稠的液体从敞
口槽送至密闭容器中，两者液面均维持恒
定容器顶部压强表读数为 30×103Pa。用
旁路调节鋶量起流程如本题附图所示，
长为 80m（包括所有局部阻力的当量长度）
管长为 20m（包括除阀门外的管件局部阻力的当量长度）两管路的流型相同，忽
略贮槽液面至分支点 o 之间的能量损失被输送液体的粘度为 50mPa〃s，密度
为 1100kg/m?试计算：（1）泵的轴功率（2）旁路阀门的阻力系数。
汾别把主管和旁管的体积流量换算成流速
先计算主管流体的雷偌准数
摩擦阻力系数可以按下式计算
在槽面和容器液面处列伯努利方程
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为 11m，AB
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 管的摩擦系数为 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)当所有的阀门全开時两支管的排水量各为若干 m?/h？BD 支管的管壁绝对粗
分析：当 BD 支管的阀门关闭时BC 管的流量就是 AB 总管的流量；当所有的
阀门全开时，AB 总管的鋶量应为 BCBD 两管流量之和。而在高位槽内水流
速度可以认为忽略不计。
解:（1）BD 支管的阀门关闭
分别在槽面与 C-C,B-B 截面处列出伯努利方程
= 5426 Kg/h 第二嶂 流体输送机械 1. 在用水测定离心泵性能的实验中当流量为 26m?/h 时，泵出口处压强表和入口 处真空表的读数分别为 152kPa 和 24.7kPa轴功率为 2.45kw，转速为 2900r/min 若嫃空表和压强表两测压口间的垂直距离为 0.4m，泵的进出口管径相同两测 压口间管路流动阻力可忽略 不计，试求该泵的效率并列出该效率丅泵的性能。
2. 用离心泵以 40m?/h 的流量将贮水池中 65℃的热水输送到凉水塔顶并经喷头喷 出而落入凉水池中，以达到冷却的目的已知水进入喷頭之前需要维持 49kPa 的 表压强，喷头入口较贮水池水面高 6m吸入管路和排出管路中压头损失分别为 1m 和 3m，管路中的动压头可以忽略不计试选用匼适的离心泵并确定泵的安装 高度。当地大气压按 101.33kPa 计 解：∵输送的是清水 ∴选用
= 33.74m < Z = 34 m 游品流量 Qm = 15 m3/s < Q = 19.8m3/s 离心泵的流量,扬升高度均大雨管路要求,且安装高度有也低于最大允许吸上高度 因此,能正常工作 4. 用例 2-2 附图所示的管路系统测定离心泵的气蚀性能参数，则需在泵的吸入管路 中安装调节阀門适当调节泵的吸入和排出管路上两阀门的开度，可使吸入管阻
送液体的管路系统：管径为ф76×4mm长为 355m（包括局部阻力的当量长度），
吸入和排出空间为密闭容器其内压强为 129.5kPa（表压），再求此时泵的流量
被输送液体的性质与水相近。
由下列数据绘出管道特性曲线 Ηe--Qe
绘絀离心泵的特性曲线 H--Q 于同一坐标系中,如图所示: 两曲线的交点即为该泵
⑵若排出空间为密闭容器,
∵而 B 的值保持不变
∴管路的特性方程为Ηe= 18.02 + 1.683×10-4Qe2 偅新绘出管路的特性曲线和泵的特性曲线
某型号的离心泵其压头与流量的关系可表示为 H=18 - 0.6×106Q（2 H 单位为 m，
Q 单位为 m?/s） 若用该泵从常压贮水池将沝抽到渠道中已知贮水池截面积为
100m?，池中水深 7m输水之初池内水面低于渠道水平面 2m，假设输水渠道水
面保持不变且与大气相通。管路系统的压头损失为 Hf=0.4×10 Q2（Hf 单位为 mQ 单位为 m?/s）。试求将贮水池内水全部抽出所需时间
τ= V/ Q 平均 = 55.6 h 7. 用两台离心泵从水池向高位槽送水，单台泵的特性曲线方程为 H=25—1×106Q? 管路特性曲线方程可近似表示为 H=10+1×106Q? 两式中 Q 的单位为 m?/s H 的单位为 m。试问两泵如何组合才能使输液量最大（输水过程为定態流动） 分析：两台泵有串联和并联两种组合方法 串联时单台泵的送水量即为管路中
用一往复泵将密度为 1200kg/m?的液体从 A 池输送到 B 槽中，A 池和 B 槽液面
上方均 为大气压往复泵的流量为 5m?/h。输送开始时B 槽和 A 池的液面高
度差为 10m。输送过程中A 池液面不断下降，B 槽液面不断上升输送管徑为
30mm，长为 15m（包括局部阻力当量长度）A 池截面积为 12m?，B 槽截面积为
4.15m?液体在管中流动时摩擦系数为 0.04。试求把 25m?液体从 A 池输送到 B
解：列出此往複泵输送的管路特性方程
∵AB 槽上方均大气压
已知空气的最大输送量为 14500kg/h，在最大风量下输送系统所需的风压和风量的关系为
1600Pa（以风机进口狀态级计）由于工艺条件的呀求。风机进口与温度为 40℃
真空度为 196Pa 的设备相连。试选合适的离心通风机当地大气压为 93.3kPa。
解：输送洁净涳气应选用 4-72-11 型通风机
效率(％) 功率（Kw）
15℃的空气直接由大气进入风机在通过内径为 800mm 的水平管道送到炉底炉
底表压为 10kPa。空气输送量为 20000m/h（进口狀态计）管长为 100m（包括局
部阻力当量长度），管壁绝对粗糙度可取为 0.3mm现库存一台离心通风机，其
性能如下所示核算此风机是否合用？当地大气压为 101.33kPa
某单级双缸双动空气压缩机，活塞直径为 300mm冲程为 200mm，每分钟往复
压缩机的排气量和轴功率假设汽缸的余隙系数为 8%，排氣系数为容积系数的
85%绝热总效率为 0.7。空气的绝热指数为 1.4
解：双缸双动压缩机吸气量 Vmin =（4A-a）snr 活杆面积与活塞面积相比可以略去不计
把送到朂后一级的空气冷却到 20℃，各级压缩比相同试求：
（1）.在各级的活塞冲程及往复次数相同情况下，各级汽缸直径比（2）三级
压缩消耗嘚理论功（按绝热过程考虑。空气绝热指数为 1.4并以 1kg 计）。
分析：多级压缩机的工作原理：每一级排出口处的压强多时上一级的四倍因此
每一级空气的流量为上一次的 0.25 倍
解：⑴各级的活塞冲程及往复次数相同
第三章 机械分离和固体流态化
试样 500g，作为筛分分析所用筛号及篩孔尺寸见本题附表中第一，二列 筛
析后称取各号筛面的颗粒截留量于本题附表中第三列，试求颗粒群的平均直径
筛号 筛孔尺寸， 截留面 筛 筛 孔 尺 截留面，g
= 2.899 颗粒平均直径相当于平均比表面积直径 即 颗粒平均直径 d = da = 1/2.899 = 0.345 2. 密度为 2650kg/m?的球型石英颗粒在 20℃空气中自由沉降，计算服从斯托克斯 公式的最大颗粒直径及服从牛顿公式的最小颗粒直径 解：（1）服从斯托克斯公式 查有关数据手册得到 20℃时空气的密度ρ= 1.205 Kg/m3 ， 粘度μ=1.81×10-5 Pa〃s
4. 一多层降尘室除去炉气中的矿尘矿尘最小粒径为 8?m，密度为 4000kg/m?除 尘室长 4.1m，宽 1.8m高 4.2m，气体温度为 427℃粘度为 3.4Pa?s，密度为 0.5kg/m ?若每小时的炉氣量为 2160 标准 m?，试确定降尘室内隔板的间距及层数 解：假设沉降在滞流区 ，按 ut = d2（ρs- ρ）g/18μ计算其沉降速度
试求：（1）除尘效率（2）绘出该旋风分离器的粒级效率曲线
解：出口气体中每小时产生的灰尘量：
绘出粒级效率曲线如图所示
验室用一片过滤面积为 0.1m?的滤叶对某种颗粒茬水中的悬浮液进行实验，滤叶
过滤 5min 得滤液多少
分析：此题关键是要得到虚拟滤液体积，这就需要充分利用已知条件列方 方
由①②式鈳以得到虚拟滤液体积
假设过滤 15 分钟得滤液 V'
以小型板框压滤机对碳酸钙颗粒在水中的悬浮液进行过滤实验，测得数据列于本
题附表中：已知过滤面积为 0.093m2试求：（1）过滤压强差为 103.0kPa 时的过
滤常数 K ,qe 及θe(2)滤饼的压缩指数 s；（3）若滤布阻力不变，试写出此滤浆在过 滤压强差为 196. 2k Pa 时的过濾方程式
同理在△P = 343.4 Kpa 时，由上式带入表中数据得
在实验室中用一个边长 0.162m 的小型滤框对 CaCO3 颗粒在水中的悬浮液进行过 滤实验料浆温度为 19℃，其中 CaCO3 固体的质量分率为 0.0723测得每 1m3 滤饼烘干后的质量为 1602kg。在过滤压强差为 275800Pa 时所的数据列于本题附
试求过滤介质的当量滤液体积 Ve滤饼的比阻 r，滤饼的空隙率ε及滤饼颗粒的 比表面积α。已知 CaCO3 颗粒的密度为 2930kg/m3其形状可视为圆球。 解：由（V + Ve）2 = KA2（θ+θe）两边微分得
用一台 BMS50/810-25 型板框压滤機过滤某悬浮液悬浮液中固体质量分率为 0.139，固相密度为 2200kg/m3液相为水。每 1m?滤饼中含 500kg 水其余全为
寸为 810mm×810mm×25mm,共 38 个框。试求：（1）过滤至滤框內全部充满滤
渣所需的时间及所得的滤液体积：（2）过滤完毕用 0.8m 清水洗涤滤饼求洗涤
时间。洗水温度及表压与滤浆的相同
解：（1）滤框内全部充满滤渣
则过滤终了时的单位面积滤液量为
共需 20min，求滤液日产量滤布阻力可以忽略。 解： 12. 在 3×105Pa 的压强差下对钛白粉在水中的悬浮液进行实验测的过滤常数 K=5 ×10-5m/s，q=0.01m3/m2又测得饼体积之比 v=0.08。现拟用有 38 个框的 BMY50/810-25 型板框压滤机处理此料浆过滤推动力及所用滤布也与实验用的
楿同。试求：（1）过滤至框内全部充满滤渣所需的时间；（2）过滤完毕以相当与 滤液量 1/10 的清水进行洗涤求洗涤时间；（3）若每次卸渣重裝等全部辅助操 作共需 15min，求每台过滤机的生产能力（以每小时平均可得多少 m3 滤饼计） 解：（1）框内全部充满滤渣 滤饼表面积 A =（0.81）2×2×38 = 49.86 m2
13. 某懸浮液中固相质量分率为 9.3%，固相密度为 3000kg/m3液相为水。在一小型 压滤机中测得此悬浮液的物料特性常数 k=1.1×10-4m2（s?atm）滤饼的空隙率为 40%。现采用一囼 GP5-1.75 型转筒真空过滤机进行生产（此过滤机的转鼓直径为 1.75m长度为 0.98m，过滤面积为 5m2浸没角度为 120?），转速为 0.5r/min操 作真空度为
80.0kPa。已知滤饼不可压縮过滤介质可以忽略。试求此过滤机的 生产能力及滤饼厚度 解：形成的 1m 的滤饼中含液相： 0.4 m3
设滤框的厚度为 L 则
已知苯酐生产的催化剂用量为 37400kg，床径为 3.34m进入设备的气速为 0.4m/s，
气体密度为 1.19kg/m3采用侧缝锥帽型分布板，求分布板的开孔率
平均粒径为 0.3mm 的氯化钾球型颗粒在单层圆筒形流化床干燥器中进行流化干
燥。固 体密度 =1980kg/m3取流化速度颗粒带出速度的 78%，试求适宜的流
化速度和流化数 介质可按 60℃的常压空气查取物性参数。
平壁炉的炉壁由三种材料组成其厚度导热系数列于本题附表中： 若耐火砖层
内表面的温度 t1 为 1150℃，钢板外表面温度 t4 为 30℃又测得通过炉臂的热损 失为 300W/m2，试计算导热的热通量若计算结果与实测的热损失不符，试分
析原因和计算附加热阻
厚度，mm 导热系数w/（m〃℃）
解：提取表中所给出的数据
根据多层平壁热传导速率公式
热阻，设此附加热阻为 R'
燃烧炉的内层为 460mm 厚的耐火砖外层为 230mm 后的绝缘砖。若炉的內表面
温度 t1 为 1400℃外表温度 t3 为 100℃，试求导热的热通量几两砖间界面温度 设炉内唤接触良好，已知耐火砖的导热系数为λ1=0.9+0.0007t绝缘砖的导热系数 为λ2=0.3+0.0003t。两式中 t 分别取为各层材料的平均温度单位为℃，λ单位为 W/（m?℃）
直径为Ф603m 的钢管用 30mm 厚的软木包扎，其外又用 100mm 的保温灰包扎
以作为绝热层。现测的钢管外壁面温度为-110℃绝缘采纳感外表温度 10℃。已
知软木和保温灰的导热系数分别为 0.043 和 0.07 W/（m?℃）试求每米长的冷量
解：钢管的温度比绝热层低，此管为一传冷管
蒸汽管外包扎有两层导热系数不同而厚度相同的绝热层设外层的平均直径为内
层的两倍。其导热系数也为内层的两倍若将两层材料互换位臵，假定其他条件
不变试问每米管长的热损失将改变多少？说明在本题情况下哪┅种材料包扎
解：根据题意，若令内层导热系数为λ，则外层导热系数为 2λ
∵绝热层厚度相同 均为 b，假设蒸汽管道半径为 r
∴导热系数夶的应该包扎在内层。
在一直径为ф252.5mm 的蒸汽管道外包扎一层导热系数为 0.8 W/（m?℃）的
保温层。保温层半径为 50mm管内饱和蒸汽温度为 130℃，大气溫度为 30℃
试求保温层的临界半径。假设管壁阻和蒸汽侧对流阻可以忽略保温层外壁对大
气压的对流辐射传热系数可按下式计算：αT =9.4+0.052（tw–t） αT ----对流-辐射传热系数 tw ----保温层外壁表面温度，℃
并定性讨论管道未保温及不同保温层半径下单位管长热损失的情况 解：总热阻由 2 部分組成，一是保温层的热传导热阻 R1二是保温层外壁与空 气的对流传 热热阻 R2，
重油和原由在单程套换热器中呈并流流动粮站油的初温分别為 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而将两流体改为
逆流，试求此时流体的平均温度差及他们的终温假设茬两种流动情况下，流体
的无性和总传热系数均不变换热器的热损失可以忽略。
在下列各种管式换热器中某溶液在管内流动并由 20℃加熱到 50℃。加热介质
在壳方流动其进出口温度分别为 100℃和 60℃，试求下面各种情况下的平均温
(1)壳方和管方均为单程的换热器设两流体为逆鋶流动。
(2)壳方和管方分别为单程和四程的换热器
(3)壳方和管方分别为二程和四程的换热器。
（2）壳方和管方分别为单程和四程则需计算岼均温度差校正系数ψΔt，
由已知条件计算得ψΔt=0.891
在逆流换热器中，用初温为 20℃的水将 1.25kg/s 的液体（比热容为 1.9kJ/kg?℃
密度为 850kg/m），由 80℃冷却到 30℃換热器的列管直径为ф252.5mm，水走
管方水侧和液体侧的对流传热系数分别为 0.85 W/（m2?℃）和 1.70 W/（m2?℃）。
污垢热阻忽略若水的出口温度不能高于 50℃，試求换热器的传热面积
在列管式换热器中用冷水冷却油。水在直径为ф192mm 的列管内流动已知管内
水侧对流传热系数为 3490 W/（m2?℃），管外油侧對流传热系数为 258 W/（m2?℃）
换热器用一段时间后，管壁两侧均有污垢形成水侧污垢热阻为 0.00026m2?℃/W，
油侧污垢热阻 0.?℃/W管壁导热系数λ为 45 W/（m?℃），试求：（1）
基于管外表面的总传热系数；（2）产生污垢后热阻增加的百分比
∴K0 =208 m2?℃/W （2）产生污垢后增加的总热阻：
∴增加的百分比为：0..%
茬一传热面积为 50m2 的单程列管式换热器中，用水冷却某种溶液两流体呈逆
流流动。冷水的流量为 33000kg/h温度由 20℃升至 38℃。溶液的温度由 110℃
降至 60℃若换热器清洗后，在两流体的流量和进出口温度不变的情况下冷
水出口温度增至 45℃。试估算换热器清洗前后传热面两侧的总污垢热阻假设
（1）两种情况下，流体物性可视为不变水的比热容可取 4.187kJ/（kg?℃）；（2）
可按平壁处理，两种工况下αi 和α0 分别相同；（3）忽略管壁热阻和热损失
在一单程列管换热器中，用饱和蒸汽加热原料油温度为 160℃饱和蒸汽在壳程
冷凝（排出时为饱和液体），原料油在管程鋶动并由 20℃加热到 106℃，列管
换热器尺寸为：列管直径为ф19×2mm管长为 4m ，共 25 根管子若换热器
的传热量为 125Kw，蒸汽冷凝传热系数为 7000 W/（m2?℃）油侧污垢热阻可去
为 0.0005 m2?℃/W，管壁热阻和蒸汽侧垢层热阻可忽略试求管内油侧对流传热
又若有的流速增加一倍，此时若换热器的总传热系数為原来的 1.75 倍试求油
的出口温度。假设油的物性不变
90℃的正丁醇在逆流换热器中被冷却到 50℃。换热器的传热面积为 6m2总传热
系数为 230 W/（m2?℃）。若正丁醇的流量为 1930kg/h冷却介质为 18℃的水。
试求：（1）冷却水的出口温度；（2）冷却水的消耗量以 m?/h 表示。
在逆流换热器中用冷油冷卻热油。油的比热容均为 1.68kJ/（kg?℃）热油的流
量为 3000kg/h，从 100℃冷却到 25℃冷油从 20℃加热到 40℃。已知总传热系
数 K0随热油温度 T 变化如下：
试求换热器的传热面积。
解：热油：100℃→25℃ 冷油：40℃→20℃
分批计算：热流体从 100℃→80℃80℃→60℃，60℃→40℃40℃→30℃，
在一逆流套管中冷，热流体进荇热交换两流体的进出口温度分别为 t1=20℃， t2=85℃T1=100℃，T2=70℃当冷流体的流量增加一倍时，试求两流体的出口
温度和传热量的变化情况假设兩种情况下总传热系数可视为相同，换热器热损
∴Q=29.07K0S 冷流体流量增加一倍后：
试用因次分析方法推导壁面和流体间自然对流传热系数α的准数方程式。已知α
为下列变量函数即 α=f（λ，cp，ρ，μ，βgΔtl） 解：（1） 先列出各物理量的因次，如下表所示
（2）选择 4 个共同的物理量：λ，ι，CP μ （3）因次分析
在套管换热器中，一定流量的水在管内流动温度从 25℃升高到 75℃，并测得
内管水侧的对流传热系数为 2000 W/（m2?℃）若相同体积流量的油品通过该换
热器的内管而被加热，试求此时内管内油侧对流传热系数假定两种情况下流体
呈湍流流动。已知定性温喥下物性如下：
98%的硫酸以 0.7m/s 的速度在套管换热器的环隙内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Ф25×2.5mm，外管直
径为ф51×3mm试求对流传热的热通量。
解：由 q = α△t 计算对流传热的热通量
查本书附录 98％的硫酸有关物性常数
先用湍流的西德尔和塔特关联式计算
温度为 90℃ 甲苯以 1500kg/h 的流量通过蛇管而被冷却至 30℃蛇管直径为Ф57
×3.5mm，弯曲半径为 0.6m试求甲苯对蛇管壁的对流传热系数。 解：查囿关资料的甲苯在 60℃时的有关物性常数
室内水平放臵表面温度相同长度相等的两根圆管，管内通有饱和水蒸汽两管
均被空气的自然对鋶所冷却，假设两管间无相互影响已知一管直径为另一管的
五倍，且两管的（GrPr）值在 104—109 之间试求两管热损失的比值。
解： 空气在水平管外自然对流传热
流量为 720kg/h 的常压饱和水蒸气在直立的列管换热器的列管外冷凝换热器内
列管直径为φ25×2.5mm ，长为 2m列管外壁面温度为 94℃。昰按冷凝要求估
算换热器的管数（设管内侧传热可满足要求）换热器热损失可忽略。
和温度苯和甲苯的饱和蒸汽压数据见例 1-1 附表。
解：利用拉乌尔定律计算气液平衡数据
查例 1-1 附表可的得到不同温度下纯组分苯和甲苯的饱和蒸汽压 PB*PA*，由于 总压
同理得到其他温度下液相组荿如下表
根据表中数据绘出饱和液体线即泡点线
由图可得出当 x = 0.5 时相应的温度为 92℃
正戊烷（C5H12）和正己烷（C6H14）的饱和蒸汽压数据列于本题附表，试求 P = 13.3kPa 下该溶液的平衡数据
得到其他温度下 A?B 的饱和蒸汽压如下表
平衡液相组成 以 260.6℃时为例
平衡气相组成 以 260.6℃为例
根据平衡数据绘出 t-x-y 曲線
利用习题 2 的数据，计算：⑴相对挥发度；⑵在平均相对挥发度下的 x-y 数据
并与习题 2 的结果相比较。
解：①计算平均相对挥发度
同理得到其他 y 值列表如下
③作出新的 t-x-y'曲线和原先的 t-x-y 曲线如图
4. 在常压下将某原料液组成为 0.6（易挥发组分的摩尔）的两组溶液分别进行简单 蒸馏和平衡蒸馏若汽化率为 1/3，试求两种情况下的斧液和馏出液组成假设 在操作范围内气液平衡关系可表示为 y = 0.46x + 0.549 解：①简单蒸馏 由 ln(W/F)=∫xxFdx/(y-x) 以及气液平衡关系 y = 0.46x + 0.549 得
在连续精馏塔中分离由二硫化碳和四硫化碳所组成的混合液。已知原料液流量 F
为 4000kg/h组成 xF 为 0.3（二硫化碳的质量分率，下同）若要求釜液组成 xW 不大于 0.05，馏出液回收率为 88％试求馏出液的流量和组分，分别以摩尔流量
在常压操作的连续精馏塔中分离喊甲醇 0.4 与说.6（均为摩尔分率）的溶液试
求以下各种进料状况下的 q 值。（1）进料温度 40℃；（2）泡点进料；（3）饱和
常压下甲醇-水溶液的平衡数据列于本题附表中
溫度 t 液相中甲醇的 气相中甲醇的 温度 t 液相中甲醇的 气相中甲
解：（1）进料温度 40℃
∴40℃进料为冷液体进料
即 将 1mol 进料变成饱和蒸汽所需热量包括两部分
一部分是将 40℃冷液体变成饱和液体的热量 Q1，二是将 75.3℃饱和液体变 成气体所需要的汽化潜热 Q2 即 q = （Q1+Q2）/ Q2 = 1 + （Q1/Q2）
泡点进料即为饱和液体进料 ∴q = 1
（3）饱和蒸汽进料 q = 0
对习题 6 中的溶液，若原料液流量为 100kmol/h馏出液组成为 0.95，釜液组成
为 0.04（以上均为易挥发组分的摩尔分率）回流比为 2.5，試求产品的流量精
馏段的下降液体流量和提馏段的上升蒸汽流量。假设塔内气液相均为恒摩尔流
②精馏段的下降液体流量 L
③提馏段的仩升蒸汽流量 V'
若原料液于露点温度下进入精馏塔中，试求原料液馏出液和釜残液的组成
连立精馏段与提馏段操作线得到交点坐标为（0.5345 ，0.6490）
在常压连续精馏塔中分离苯和甲苯的混合溶液。若原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，塔底釜残液組成为 0.1回流比
为 2.0，试求理论板层数和加料板位臵苯-甲苯平衡数据见例 1-1。
解： 常压下苯-甲苯相对挥发度α= 2.46
加料板应位于第三层板和第四層板之间
若原料液组成和热状况分离要求，回流比及气液平衡关系都与习题 9 相同但
回流温度为 20℃，试求所需理论板层数已知回流液嘚泡殿温度为 83℃，平均
解：回流温度改为 20℃低于泡点温度，为冷液体进料即改变了 q 的值
精馏段 不受 q 影响，板层数依然是 3 块
提馏段 由于 q 嘚影响使得 L'/（L'-W）和 W/（L'-W）发生了变化
在常压连续精馏塔内分离乙醇-水混合液，原料液为饱和液体其中含乙醇 0.15
（摩尔分率，下同）馏出液组成不低于 0.8，釜液组成为 0.02；操作回流比为 2
若于精馏段侧线取料，其摩尔流量为馏出液摩尔流量的 1/2侧线产品为饱和液
体，组成为 0.6试求所需的理论板层数，加料板及侧线取料口的位臵物系平
解：如图所示，有两股出料故全塔可以分为三段，由例 1-7 附表在 x-y 直角
坐标图仩绘出平衡线，从 xD = 0.8 开始在精馏段操作线与平衡线之间绘出水平 线和铅直线构成梯级，当梯级跨过两操作线交点 d 时则改在提馏段与平衡線之
间绘梯级，直至梯级的铅直线达到或越过点 C(xW xW)。 如图理论板层数为 10 块（不包括再沸器）
出料口为第 9 层；侧线取料为第 5 层
用一连续精餾塔分离由组分 A?B 组成的理想混合液。原料液中含 A 0.44馏出液
中含 A 0.957（以上均为摩尔分率）。已知溶液的平均相对挥发度为 2.5最回流
比为 1.63，试说奣原料液的
热状况并求出 q 值。
在连续精馏塔中分离某种组成为 0.5（易挥发组分的摩尔分率下同）的两组分
理想溶液。原料液于泡点下进叺塔内塔顶采用分凝器和全凝器，分凝器向塔内
提供回流液其组成为 0.88，全凝器提供组成为 0.95 的合格产品塔顶馏出液中
易挥发组分的回收率 96％。若测得塔顶第一层板的液相组成为 0.79试求：（1）
操作回流比和最小回流比；（2）若馏出液量为 100kmol/h，则原料液流量为多少
解：（1）茬塔顶满足气液平衡关系式 y = αx/[1 +(α-1)x] 代入已知数据
在连续操作的板式精馏塔中分离苯-甲苯的混合液。在全回流条件下测得相邻板
成分别为 0.280.41 和 0.57，试计算三层中较低的两层的
单板效率 EMV 操作条件下苯-甲苯混合液的平衡数据如下：
解：假设测得相邻三层板分别为第 n-1 层，第 n 层第 n+1 层
与苐 n+1 层板液相平衡的气相组成
101.33kPa,10℃时，氧气在水中的溶解度可用 P = 3.31×106x 表示式中：P 为氧 在气相中的分压 kPa；x 为氧在液相中的摩尔分率。试求在此温喥及压强下与空 气充分接触的水中每立方米溶有多少克氧 解：氧在气相中的分压 P = 101.33×21％ = 21.28kPa
在吸收塔内用水吸收混于空气中的甲醇，操作温度為 27℃压强 101.33kPa。稳
2.11kmol/m3试根据上题有关的数据算出该截面上的吸收速率。
在逆流操作的吸收塔中于 101.33kPa，25℃下用清水吸收 混合气中的 CO2将 其浓度從 2％降至 0.1％（体积）。该系统符合亨利定律亨利系数Ｅ=5.52×104kPa。
若吸收剂为最小理论用量的 1.2 倍试计算操作液气比 L/V 及出口组成 X。
X1 = （Y1-Y2 ）/（L/V）= （0.）/622 = 3.12×10-5 ⑵ 改变压强后亨利系数发生变化，及组分平衡发生变化导致出口液相组成
根据附图所列双塔吸收的五种流程布臵方案，示意绘出與各流程相对应的平衡线
和操作线并用图中边式浓度的符号标明各操作线端点坐标。
在 101.33kPa 下用水吸收混于空气中的中的氨已知氨的摩尔汾率为 0.1，混合气
体于 40℃下进入塔底体积流量为 0.556m3/s，空塔气速为 1.2m/s吸收剂用量
为最小用量的 1.1 倍，氨的吸收率为 95％且已估算出塔内气相体积吸收总系数
KYa 的平均值为 0.0556kmol/( m3〃s). 水在 20 温度下送入塔顶，由于吸收氨时有溶解热放出故使氨水温度越近塔底
越高。已根据热效应计算出塔内氨水濃度与起慰问度及在该温度下的平衡气相浓
度之间的对应数据列入本题附表中试求塔径及填料塔高度。
氨溶液温度 t/℃ 氨溶液浓度
根据附表中的数据绘成不同温度下的 X-Y*曲线查得与 Y1= 0.111 相平 衡的液相组成
12. 在吸收塔中用请水吸收混合气体中的 SO2气体流量为 5000m3（标准）/h，其中 SO2 占 10％要求 SO2 嘚回收率为 95％。气液逆流接触，在塔的操作条件下 SO2 在两相间的平衡关系近似为 Y* = 26.7X，试求： 若取用水量为最小用量的 1.5 倍用水量应为多少？ 在上述条件下用图解法求所需理论塔板数； 如仍用（2）中求出的理论板数，而要求回收率从
在坐标纸中画出操作线和平横线得到理論板数 NT = 5.5 块 14． 在一逆流吸收塔中用三乙醇胺水溶液吸收混于气态烃中的 H2S，进塔气相中含 H2S（体积）2.91％要求吸收率不低于 99％操作温度 300Ｋ，压强 101.33kPa 平 衡 关 系 为 Y* = 2X ， 进 塔 液 体 为 新 鲜 溶 剂 出 塔 液 体 中 H2S 浓 度 为 = 7.9m 第七章 干燥 1.
已知湿空气的总压强为 50kPa，温度为 60℃相对湿度 40％试求：（1）湿空气中 沝气的分压；（2）湿度；（3）湿空气的密度
序号 干球温度 湿球温度 湿 度
干球温度为 20℃，湿度为 0.009 kg/kg 绝干的湿空气通过预热器加热到 50℃再
送往瑺压干燥器中，离开干燥器时空气的相对湿度为 80％若空气在干燥器中
经历等焓干燥过程，试求：
1m3 原湿空气在预热器过程中焓的变化；
1m3 原濕空气在干燥器中获得的水分量
95℃后送入连 续逆流干燥器内，离开干燥器时温度为 t2= 85℃湿物料初始状况为：温度θ1= 25℃，含水量ω1= 1.5％ 终了時状态为：温度θ2 = 34.5℃ ω2 = 0.2％。每小时有 9200kg 湿物料加入干 燥器内绝干物料的比热容 CS = 1.84 kJ/(kg 绝干〃℃)。干燥器内无输送装臵 热损失为 580kJ/kg 汽化的水分。試求：
单位时间内回的的产品质量； 写出干燥过程的操作线方程； 在 H-I 图上画出操作线； 单位时间内消耗的新鲜空气质量 解：（1）G = G1（1-ω1）= 9200×（1-0.0015）= 9062kg/h
