《化工原理》上冊(cè)習(xí)題.pdf

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1、 《化工原理》上冊(cè)習(xí)題 緒論 1、熱空氣與冷凝水間的總傳熱系數(shù)K 值約為 42.99kcal/(m 2 h℃) ，試從基本 單位開(kāi)始換算，將K 值的單位改為W/(m 2 ℃) 。 2、密度ρ是單位體積物質(zhì)具有的質(zhì)量。在以下兩種單位制中，物質(zhì)密度的 單位分別為： SI kg/m 3 米制重力單位 kgfs 2 /m 4 常溫下水的密度為 1000kg/m 3 ，試從基本單位開(kāi)始換算，將該值換算為米制 重力單位的數(shù)值。 3、甲烷的飽和蒸氣壓與溫度的關(guān)系符合下面經(jīng)驗(yàn)公式： 1gp=6.421－ 261 352 +t 式中 P—— 飽和蒸氣壓， mmHg； t—

2、—溫度，℃。 今需將式中的 P 的單位改為 Pa，溫度單位改為 K，試對(duì)該式加以變換。 4、將 A、 B、 C、 D四組分各為 0.25(摩爾分率,下同) 的某混合溶液,以 1000kmol/h 的流量送入精鎦塔內(nèi)分離,得到塔頂與塔釜兩股產(chǎn)品,進(jìn)料中全部 A 組分、96%B 組分及 4%C 組分存于塔頂產(chǎn)品中；全部 D 組分存于塔釜產(chǎn)品中。試計(jì)算塔頂與 塔釜產(chǎn)品的流量及其組成。 5、將密度為 810kg/m 3 的油與密度為 1000 kg/m 3 的水充分混合成為均勻的乳 濁液，測(cè)得乳濁液的密度為 950 kg/m 3。 。試求乳濁液中油的質(zhì)量分率。水和油混 合后體積無(wú)變化。 6、每小時(shí)將

3、200 kg 過(guò)熱氨氣（壓強(qiáng)為 1200kPa）從 95℃冷卻、冷凝為飽和 液氨。已知冷凝溫度為 30℃。采用冷凍鹽水為冷凝、冷卻劑，離開(kāi)時(shí)為 10℃。 求每小時(shí)鹽水的用量。 熱損失可以忽略不計(jì)。 數(shù)據(jù)： 95℃過(guò)熱氨氣的焓， kJ/kg 1647 30℃飽和液氨的焓， kJ/kg 323 2℃鹽水的焓， kJ/kg 6.8 10℃鹽水的焓， kJ/kg 34 第一章 流體流動(dòng) 1、某設(shè)備上真空表的讀數(shù)為 13.310 3 Pa，試計(jì)算設(shè)備內(nèi)的絕對(duì)壓強(qiáng)與表壓 強(qiáng)。已知該地區(qū)大氣壓強(qiáng)為 98.710 3 Pa。 2、在本題附圖所示的貯油罐中盛有密度為 960 kg/m 3 的油

4、品，油面高于罐底 9.6 m，油面上方為常壓。在罐側(cè)壁的下部有一直徑為 760mm的圓孔，其中心距 罐底 800mm，孔蓋用 14mm的鋼制螺釘緊固。若螺釘材料的工作應(yīng)力取為 39.23 10 3 Pa,,問(wèn)至少需要幾個(gè)螺釘? 3、某流化床反應(yīng)器上裝有兩個(gè)U 管壓差計(jì)，如本題附圖所示。測(cè)得R 1 =400mm， R 2 =50 mm，指示液為水銀。為防止水銀蒸氣向空間擴(kuò)散，于右側(cè)的U 管與大氣連 通的玻璃管內(nèi)灌入一段水，其高度R 3 =50 mm。試求A 、B 兩處的表壓強(qiáng)。 習(xí)題 2 附圖

5、 習(xí) 習(xí)題 3 附圖 4、本題附圖為遠(yuǎn)距離測(cè)量控制裝置，用以測(cè)定分相槽內(nèi)煤油和水的兩相界 面位置。已知兩吹氣管出口的距離H=1m ， U管壓差計(jì)的指示液為水銀，煤油的 密度為 820 kg/m 3 。試求當(dāng)壓差計(jì)讀數(shù)R=68mm 時(shí)，相界面與油層的吹氣管出口 距離h。 水 壓縮空氣 煤油 習(xí)題 4 附圖 5、用本題附圖中串聯(lián)U 管壓差計(jì)測(cè)量蒸汽鍋爐水面上方的蒸汽壓，Ｕ管壓差 計(jì)的指示液為水銀，兩U 管間的連接管內(nèi)充滿水。已知水銀面與基準(zhǔn)面的垂直距 離分別為： h 1 =2.3m、 h 2 =1.2m、 h 3 =2.5m及h 4 =

6、1.4m。鍋中水面與基準(zhǔn)面的垂直距 離 h 5 =3m。大氣壓強(qiáng)Pa=99.3 10 3 Pa。試求鍋爐上方水蒸氣的壓強(qiáng) P。 （分別以 Pa 和kgf/cm 2 來(lái)計(jì)量）。 習(xí)題 6 附圖 習(xí)題 5 附圖 6、根據(jù)本題附圖所示的微差壓差計(jì)的讀數(shù)，計(jì)算管路中氣體的表壓強(qiáng)P 。壓 差計(jì)中以油和水為指示液，其密度分別為 920 kg/m 3 及 998 kg/m 3 ，U 管中油、水 交界面高度差R=300mm 。兩擴(kuò)大室的內(nèi)徑D 均為 60mm，U 管內(nèi)徑d為 6mm。 當(dāng)管路內(nèi)氣體壓強(qiáng)等于大氣壓時(shí)，兩擴(kuò)大室液面平齊。 7、

7、列管換熱器的管束由 121 根Ф252.5mm 的鋼管組成。空氣以 9m/s速度 在列管內(nèi)流動(dòng)。空氣在管內(nèi)的平均溫度為 50℃、壓強(qiáng)為 19610 3 Pa（表壓） ，當(dāng) 地大氣壓為 98.710 3 Pa。試求：（1）空氣的質(zhì)量流量；（2）操作條件下空氣的 體積流量；（3）將（2）的計(jì)算結(jié)果換算為標(biāo)準(zhǔn)狀況下空氣的體積流量。 8、高位槽內(nèi)的水面高于地面 8m，水從 Ф1084mm 的管道中流出，管路出 習(xí)題 8 附圖 口高于地面 2m。在本題條件下，水流經(jīng)系統(tǒng)的能量損失可按∑ h f =6.5u 2 計(jì)算， 其中u為水在管內(nèi)的流速， m/s。試計(jì)算： （1）A–A 截面處

8、水的流速；（2）水的流量，以 m 3 /h計(jì)。 9、 20 ℃的水以 2.5 m/s 的流速流經(jīng) Ф382.5mm 的水平管,此管以錐形管與 另一 Ф533mm 的水平管相連。如本題附圖所示,在錐形管兩側(cè) A、 B 處各插入 一垂直玻璃管以觀察兩截面的壓強(qiáng)。若水流經(jīng) A 、 B 兩截面間的能量損失為 1.5 J/ kg ,求兩玻璃管的水面差( 以 mm 計(jì)), 并在本題附圖中畫出兩玻璃管中水面的 相對(duì)位置。 習(xí)題 9 附圖 10、用離心泵把 20℃的水從貯槽送至水洗塔頂部 ,槽內(nèi)水位維持恒定。各部 分相對(duì)位置如本題附圖所示。管路的直徑均為Ф762.5mm ，在操作條件下

9、，泵 入口處真空表的讀數(shù)為 24.6610 3 Pa；水流經(jīng)吸入管與排出管（不包括噴頭） 的能量損失可分別按∑ f,1 =2u 2 與 ∑ f,2 =10u 2 計(jì)算，由于管徑不變，故式中u為吸 入或排出管的流速 m/s。排水管與噴頭連接處的壓強(qiáng)為 98.0710 3 Pa(表壓). 試求 泵的有效功率。 習(xí)題 10 附圖 11、本題附圖所示的貯槽內(nèi)徑D 為 2m，槽底與內(nèi)徑d 0 為 32 mm的鋼管相連， 槽內(nèi)無(wú)液體補(bǔ)充，其液面高度h 1 為 2m（以管子中心線為基準(zhǔn)） 。液體在本題管內(nèi) 流動(dòng)時(shí)的全部能量損失可按∑h f =20u 2 公式計(jì)算，式中u為液體在管內(nèi)的流速

10、 m/s。 試求當(dāng)槽內(nèi)液面下降 1 m時(shí)所需的時(shí) 間。 習(xí)題 11 附圖 習(xí) 習(xí)題 12 附圖 12、本題附圖所示為冷凍鹽水循環(huán)系統(tǒng)。鹽水的密度為 1100 kg/m 3 ，循環(huán)量 為 36 m 3 /h。管路的直徑相同，鹽水由A 流經(jīng)兩個(gè)換熱器而至B 的能量損失為 98.1J/ kg, 由B 流至A 的能量損失為 49 J/ kg，試計(jì)算：（1）若泵的效率為 70%時(shí),泵的軸 功率為若干KW? （2）若 A處的壓強(qiáng)表讀數(shù)為 245.210 3 Pa時(shí)， B處的壓強(qiáng)表讀數(shù) 為若干Pa ？ 13、用壓縮空氣將密度為 1

11、100 kg/m 3 的腐蝕性液體自低位槽送到高位槽，兩 槽的液面維持恒定。管路直徑均為Ф603.5mm ，其它尺寸見(jiàn)本題附圖。各管段 的能量損失為∑h f,AB =∑hB f , CD =u ，∑h 2 f,BC =1.18u 。壓差計(jì)中的指示液均為水銀。 試求當(dāng)R 2 1 =45mm， h=200mm時(shí)： （ 1）壓縮空氣的壓強(qiáng)P 1 為若干？（ 2） U管壓差 計(jì)讀數(shù) R 2 為多少？ 習(xí)題 13 附圖 14、在實(shí)驗(yàn)室中，用玻璃管輸送 20℃的 70%醋酸。管內(nèi)徑為 1.5cm，流量為 10 kg/min。用 SI 和物理單位各算一次雷諾準(zhǔn)數(shù)，并指出流型。 15、在本題附圖所示的實(shí)驗(yàn)裝置

12、中，于異徑水平管段兩截面間連一倒置 U 管 壓差計(jì)，以測(cè)量?jī)山孛嬷g的壓強(qiáng)差。當(dāng)水的流量為 10800kg/h 時(shí)， U 管壓差計(jì) 讀數(shù) R 為 100mm。粗、細(xì)管的直徑分別為 Ф603.5mm 與 Ф423mm 。計(jì)算： （ 1） 1kg 水流經(jīng)兩截面間的能量損失； （2 ）與該能量損失相當(dāng)?shù)膲簭?qiáng)降為若干 Pa？ 習(xí)題 15 附圖 16、密度為 850 kg/m 3 、粘度為 810 3 Pas的液體在內(nèi)徑為 14mm的鋼管內(nèi)流 動(dòng)，溶液的流速為 1m/s。試計(jì)算： （ 1）雷諾準(zhǔn)數(shù)，并指出屬于何種流型； （ 2） 局部速度等于平均速度處與管軸的距離； （ 3）該管路

13、為水平管，若上游壓強(qiáng)為 14710 3 Pa，液體流經(jīng)多長(zhǎng)的管子其壓強(qiáng)才下降到 127.510 3 Pa? 17、流體通過(guò)圓管湍流流動(dòng)時(shí)，管截面的速度分布可按下面經(jīng)驗(yàn)公式來(lái)表示： u r =u max ( R y ) 7 1 式中y 為某點(diǎn)與壁面的距離，即 y=R－ r。 試求其平均速度u 與最大速度 u max 的比值。 18、一定量的液體在圓形直管內(nèi)作滯流流動(dòng)。若管長(zhǎng)及液體物性不變，而管 徑減至原有的 2 1 ，問(wèn)因流動(dòng)阻力而產(chǎn)生的能量損失為原來(lái)的若干倍？ 19、內(nèi)截面為 1000 1200mm的矩形煙囪的高度為 30m。平均分子量為 30kg/kmol、平均溫度為 400℃的煙

14、道氣自下而上流動(dòng)。煙囪下端維持 49Pa的真 空度。在煙囪高度范圍內(nèi)大氣的密度可視為定植，大氣溫度為 20℃，地面處的 大氣壓強(qiáng)為 101.3310 3 Pa。流體流經(jīng)煙囪時(shí)的摩擦系數(shù)可取為 0.05，試求煙道 氣的流量為若干kg/h ？ 20、每小時(shí)將 210 4 kg的溶液用泵從反應(yīng)器輸送到高位槽（見(jiàn)本題附圖）。 反應(yīng)器液面上方保持 26.710 3 Pa的真空度，高位槽液面上方為大氣壓強(qiáng)。管道 為Ф764mm 的鋼管，總長(zhǎng)為 50m，管線上有兩個(gè)全開(kāi)的閘閥、一個(gè)孔板流量計(jì) （局部阻力系數(shù)為 4）、五個(gè)標(biāo)準(zhǔn)彎頭。反應(yīng)器內(nèi)液面與管路出口的距離為 15m。 若泵的效率為 0.7，求泵的軸功率。

15、 溶液的密度為 1073kg/m 3 ，粘度為 6.310 -4 Pas。管壁絕對(duì)粗糙度ε可取為 0.3mm。 習(xí)題 20 附圖 習(xí)題 21 附圖 21、從設(shè)備送出的廢氣中含有少量可溶物質(zhì)，在放空之前令其通過(guò)一個(gè)洗 滌器，以回收這些物質(zhì)進(jìn)行綜合利用，并避免環(huán)境污染。氣體流量為 3600 m 3 /h （在操作條件下），其物理性質(zhì)與 50℃的空氣基本相同。如本題附圖所示，氣體 進(jìn)入鼓風(fēng)機(jī)前的管路上安裝有指示液為水的U 管壓差計(jì)，其讀數(shù)為 30mm。輸氣 管與放空管的內(nèi)徑均為 250 mm，管長(zhǎng)與管件、閥門的當(dāng)量長(zhǎng)度之和為 50 mm

16、（不 包括進(jìn)、出塔及管出口阻力），放空口與鼓風(fēng)機(jī)進(jìn)口的垂直距離為 20m，已估計(jì) 氣體通過(guò)塔內(nèi)填料層的壓強(qiáng)降為 1.96 10 3 Pa。管壁的絕對(duì)粗糙度ε可取為 0.15mm，大氣壓強(qiáng)為 101.3310 3 Pa。求鼓風(fēng)機(jī)的有效功率。 22、如本題附圖所示，貯槽內(nèi)水位維持不變。槽的底部與內(nèi)徑為 100mm 的 鋼質(zhì)放水管相連，管路上裝有一個(gè)閘閥，距管路入口端 15m 處安有以水銀為指 示液的 U 管壓差計(jì)，其一臂與管道相連，另一臂通大氣。壓差計(jì)連接管內(nèi)充滿 了水，測(cè)壓點(diǎn)與管路出口端之間的直管長(zhǎng)度為 20m。 （1）當(dāng)閘閥關(guān)閉時(shí)，測(cè)得 R=600mm、 h=150

17、0mm；當(dāng)閘閥部分開(kāi)啟時(shí)，測(cè) 得 R=400mm、 h=1400mm。摩擦系數(shù)λ可取為 0.025，管路入口處的局部阻力系 數(shù)取為 0.5。問(wèn)每小時(shí)從管中流出水若干立方米。 （ 2）當(dāng)閘閥全開(kāi)時(shí)，U 管壓差計(jì)測(cè)壓處的靜壓強(qiáng)為若干（Pa ，表壓）。閘閥 全開(kāi)時(shí) l e /d≈15，摩擦系數(shù)仍可取為 0.025。 習(xí)題 22 附圖 23、10℃的水以 500L/min 的流量流過(guò)一根長(zhǎng)為 300m 的水平管，管壁的絕 對(duì)粗糙度為 0.05mm。有 6m 的壓頭可供克服流動(dòng)的摩擦阻力，試求管徑的最小 尺寸。 24、某油品的密度為 800 ㎏/ m 3 、粘度為 41cP，由附圖中所示

18、的A 槽送至 B 槽，A 槽的液面比B 槽的液面高 1.5m。輸送管徑為Ф893.5mm 、長(zhǎng) 50m（包括 閥門的當(dāng)量長(zhǎng)度），進(jìn)、出口損失可忽略。試求：（1）油的流量（ m 3 /h）；（2）若 調(diào)節(jié)閥門的開(kāi)度，使油的流量減少 20%，此時(shí)閥門的當(dāng)量長(zhǎng)度為若干（ m）？ 習(xí)題 24 附圖 25、在兩座尺寸相同的吸收塔內(nèi)，各填充不同的填料，并以相同的管路并聯(lián) 組合。每條支管上均裝有閘閥，兩支路的管長(zhǎng)均為 5m（包括除了閘閥以外的管 件局部阻力的當(dāng)量長(zhǎng)度），管內(nèi)徑為 200mm。通過(guò)填料層的能量損失可分別折算 為 5u 1 2 與 4 u 2 2 ，式中 u為氣體在管內(nèi)

19、的流速 m/s。氣體在支管內(nèi)流動(dòng)的摩擦系數(shù)λ =0.02。管路的氣體總流量為0.3 m 3 /s。試求：（1）當(dāng)兩閥全開(kāi)時(shí)，兩塔的通氣量； （2）附圖中AB的能量損失。 習(xí)題 25 附圖 習(xí)題 26 附圖 26、用離心泵將 20℃水經(jīng)總管分別送至A 、B 容器內(nèi)，總管流量為 89 m 3 /h， 總管直徑為Ф127 5 mm 。原出口壓強(qiáng)表讀數(shù)為 1.9310 5 Pa，容器 B內(nèi)水面上方 表壓為 1kgf/cm 2 。 總管的流動(dòng)阻力可忽略， 各設(shè)備間的相對(duì)位置如本題附圖所示。 試求：（1）離心泵的有效壓頭He ；（2）兩支管的壓頭損失H f,o-A 、H f,o-B 。 B 27、用效

20、率為 80%的齒輪泵將粘稠的液體從敞口槽送至密閉容器內(nèi)，兩者液 面均維持恒定，容器頂部壓強(qiáng)表的讀數(shù)為 3010 3 Pa。用旁路調(diào)節(jié)流量，其流程 如本題附圖所示。主管流量為 14m 3 /h，管徑為 Ф663mm ，管長(zhǎng)為 80m（包括所 有局部阻力的當(dāng)量長(zhǎng)度）。旁路的流量為 5m 3 /h，管徑為Ф322.5mm ，管長(zhǎng)為 20m （包括除了閥門外的所有局部阻力的當(dāng)量長(zhǎng)度） 。兩管路的流型相同，忽略貯槽 液面至分支點(diǎn)o之間的能量損失。被輸送液體的粘度為 50mPas，密度為 1100kg/ m 3 。試計(jì)算：（1）泵的軸功率；（2）旁路閥門的阻力系數(shù)。 習(xí)題 28 附圖

21、 習(xí)題 27 附圖 28、本題附圖所示為一輸水系統(tǒng)，高位槽的 水面維持恒定，水分別從 BC 至 BD 兩支管排出，高位槽液面與兩支管出口間的距離均為 11m。AB 管段內(nèi)徑 為 38mm、長(zhǎng)為 58m； BC 支管的內(nèi)徑為 32mm、長(zhǎng)為 12.5m； BD 支管的內(nèi)徑為 26mm、長(zhǎng)為 14m，各段管長(zhǎng)均包括管件及閥門全開(kāi)時(shí)的當(dāng)量長(zhǎng)度。 AB 與 BC 管 主管 旁路 段的摩擦系數(shù)λ均可取為0.03。試計(jì)算： （1） 當(dāng)BD支管的閥門關(guān)閉時(shí)，BC支管的最大排水量為若干 m 3 /h？ （2） 當(dāng)所有閥門全開(kāi)時(shí)，兩支管的排水量各為若干 m 3 /h？ BD支管的管壁 絕對(duì)粗

22、糙度ε可取為 0.15mm，水的密度為 1000kg/ m 3 ，粘度為 0.001Pas。 29、在 Ф382.5mm 的管路上裝有標(biāo)準(zhǔn)孔板流量計(jì)，孔板的孔徑為 16.4mm 管中流動(dòng)的是 20℃的甲苯，采用角接取壓法用 U 管壓差計(jì)測(cè)量孔板的壓強(qiáng)差， 以水銀為指示液，測(cè)壓連接管中充滿甲苯?，F(xiàn)測(cè)得 U 管壓差計(jì)的讀數(shù)為 600mm， 試計(jì)算管中甲苯的流量為若干 kg/h？ 第二章 流體輸送機(jī)械 1、在用水測(cè)定離心泵性能的實(shí)驗(yàn)中，當(dāng)流量為 26m 3 /h時(shí)，泵出口處壓強(qiáng)表 和入口處真空表的讀數(shù)分別為 152kPa和 24.7kPa，軸功率為 2.45kW，轉(zhuǎn)速為 2900r/min。若真空

23、表和壓強(qiáng)表兩測(cè)壓口間的垂直距離為 0.4m，泵的進(jìn)、出口管 徑相同，兩測(cè)壓口間管路流動(dòng)阻力可忽略不計(jì)。試計(jì)算該泵的效率，并列出該效 率下泵的性能。 2、用某離心泵以 40m 3 /h的流量將貯水池中 65℃的熱水輸送到?jīng)鏊敚?經(jīng)噴頭噴出而落入涼水池中，以達(dá)到冷卻的目的。已知水在進(jìn)入噴頭之前需要維 持 49kPa的表壓強(qiáng)，噴頭入口較貯水池水面高 6 m。吸入管路和排出管路中壓頭 損失分別為 1 m和 3 m，管路中的動(dòng)壓頭可以忽略不計(jì)。試選用合適的離心泵， 并確定泵的安裝高度。當(dāng)?shù)卮髿鈮喊?101.33kPa計(jì)。 3、常壓貯槽內(nèi)盛有石油產(chǎn)品，其密度為 760 kg/ m 3 ，粘度小于 2

24、0cSt，在貯 存條件下飽和蒸汽壓為 80kPa，現(xiàn)擬用 65Y-60B型油泵將此油品以 15m 3 /h的流量 送往表壓強(qiáng)為 177kPa的設(shè)備內(nèi)。貯槽液面恒定，設(shè)備的油品入口比貯槽液面高 5 m，吸入管路和排出管路的全部壓頭損失分別為 1 m和 4 m。試核算該泵是否合 用。 若油泵位于貯槽液面以下 1.2 m 處，問(wèn)此泵能否正常操作？當(dāng)?shù)卮髿鈮喊?101.33kPa 計(jì)。 4、欲用例 2-2 附圖所示的管路系統(tǒng)測(cè)定離心泵的氣蝕性能參數(shù)，則需在泵 的吸入管路中安裝調(diào)節(jié)閥門。適當(dāng)調(diào)節(jié)泵的吸入和排出管路上兩閥門的開(kāi)度，可 使吸入管阻力增大而管內(nèi)流量保持不變。若離心泵的吸入管直徑為 100mm，

25、排 出管直徑為 50mm，孔板流量計(jì)孔口直徑為 35mm，測(cè)得流量計(jì)壓差計(jì)讀數(shù)為 0.85mHg，吸入口真空表讀數(shù)為 550mmHg 時(shí)，離心泵恰發(fā)生氣蝕現(xiàn)象，試求該 流量下泵的允許氣蝕余量和吸上真空度。已知水溫為 20℃，當(dāng)?shù)卮髿鈮簽?760mmHg。 5、用水對(duì)某離心泵做實(shí)驗(yàn)，得到下列各實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)： Q,L/min 0 100 200 300 400 500 H,m 37.2 38 37 34.5 31.8 28.5 若泵送液體的管路系統(tǒng)：管徑為 Ф764mm 、長(zhǎng)為 355m（包括局部阻力的 當(dāng)量長(zhǎng)度），吸入和排出空間為常壓設(shè)備，兩者液面間垂直距離為

26、 4.8m，摩擦系 數(shù)可取為 0.03。試求該泵在運(yùn)轉(zhuǎn)時(shí)的流量。若排出空間為密閉容器，其內(nèi)壓強(qiáng)為 129.5kPa（表壓），再求此時(shí)泵的流量。被輸送液體的性質(zhì)與水的相似。 6、某型號(hào)的離心泵，其壓頭與流量間的關(guān)系可表示為 H=18－0.610 6 Q 2 （H 單位為 m， Q單位為 m 3 /s） 若用該泵從常壓貯水池將水抽送到渠道中，已知貯水池截面積為 100 m 2 ， 池中水深 7m。輸水之初池內(nèi)水面低于渠道水平面 2m，假設(shè)輸水渠道水平面保持 不變，且與大氣相通。管路系統(tǒng)的壓頭損失為H f =0.410 6 Q 2 （H f 單位為 m，Q 單 位為 m 3 /s）。試求將貯水池內(nèi)水

27、全部抽出所需的時(shí)間。 7、用兩臺(tái)離心泵從水池向高位槽送水，單臺(tái)泵的特性曲線方程為 H=25－110 6 Q 2 管路特性曲線方程可近似表示為 H e e =10＋110 5 Q e 2 兩式中Q 的單位為 m 3 /s，H 的單位為 m。 試問(wèn)兩泵如何組合才能使輸液量大？（輸水過(guò)程為定態(tài)流動(dòng)） 8、現(xiàn)采用一臺(tái)三效單動(dòng)往復(fù)泵，將敞口貯罐中密度為 1250 kg/ m 3 的液體輸 送到表壓強(qiáng)為 1.2810 6 Pa的塔內(nèi)，貯罐液面比塔入口低 10m，管路系統(tǒng)的總壓 頭損失為 2m。 已知泵的活塞直徑為 70mm，沖程為 225mm， 往復(fù)次數(shù)為 200l/min， 泵的總效率和

28、容積效率分別為 0.9 和 0.95。試求泵的實(shí)際流量、壓頭和軸功率。 9、用一往復(fù)泵將密度為 1200 kg/ m 3 的液體從A 池輸送到B 槽中，A 池和B 槽 液面上方均為大氣壓。往復(fù)泵的流量為 5m 3 /h。輸送開(kāi)始時(shí)， B槽和A 池的液面高 度差為 10m。輸送過(guò)程中，A 池液面不斷下降，B 槽液面不斷升高。輸送管路管 內(nèi)徑為 30mm，長(zhǎng)為 15m（包括局部阻力當(dāng)量長(zhǎng)度） 。A 池截面積為 12 m 2 ，B 槽 截面積為 4.15m 2 。液體在管中流動(dòng)時(shí)摩擦系數(shù)為 0.04。試求把 25 m 3 液體從A 池 輸送到B 槽所需的能量。 10、已知空氣的最大輸送量為 145

29、00kg/h，在最大風(fēng)量下輸送系統(tǒng)所需的風(fēng) 壓為 1600Pa（以風(fēng)機(jī)進(jìn)口狀態(tài)計(jì)）。由于工藝條件的要求，風(fēng)機(jī)進(jìn)口與溫度為 40 ℃、真空度為 196Pa 的設(shè)備連接。試選合適的離心通風(fēng)機(jī)。當(dāng)?shù)卮髿鈮簭?qiáng)為 93.3kPa。 11、15℃的空氣直接由大氣進(jìn)入風(fēng)機(jī)再通過(guò)內(nèi)徑為 800mm的水平管道送至 爐底，爐底的表壓為 10.8kPa?？諝廨斔土繛?20000 m 3 /h（進(jìn)口狀態(tài)計(jì)） ，管長(zhǎng)為 100m（包括局部阻力的當(dāng)量長(zhǎng)度） ，管壁絕對(duì)粗糙度可取為 0.3mm。現(xiàn)庫(kù)存一臺(tái) 離心通風(fēng)機(jī)，其性能如下表所示。核算此風(fēng)機(jī)是否合用？當(dāng)?shù)卮髿鈮簽?101.33kPa。 轉(zhuǎn)速，r/min 風(fēng)壓，Pa 風(fēng)

30、量， m 3 /h 1450 12650 21800 12、某單級(jí)雙缸雙動(dòng)空氣壓縮機(jī)，活塞直徑為 300mm，沖程為 200mm，每 分鐘往復(fù) 480 次，壓縮機(jī)的吸氣壓強(qiáng)為 9.80710 4 Pa，排氣壓強(qiáng)為 34.3210 4 Pa。 試計(jì)算該壓縮機(jī)的排氣量和軸功率。假設(shè)氣缸的余隙系數(shù)為 8%，排氣系數(shù)為容 積系數(shù)的 85%，絕熱總效率為 0.7。空氣的絕熱指數(shù)為 1.4。 13、用三級(jí)壓縮把 20℃的空氣從 98.0710 3 kPa壓縮到 62.810 5 Pa，設(shè)中 間冷卻器能把送到后一級(jí)的空氣冷卻到 20℃，各級(jí)壓縮比相等。試求： （1） 在各級(jí)的活塞沖程及往復(fù)次數(shù)相同情況下，各

31、級(jí)氣缸直徑的比。 （2） 三級(jí)壓縮所消耗的理論功（按絕熱過(guò)程考慮，空氣絕熱指數(shù)為 1.4， 并以 1 kg 計(jì)）。 第三章 機(jī)械分離和固體流態(tài)化 1、取顆粒試樣 500g，作篩分分析，所用篩號(hào)及篩孔尺寸見(jiàn)本題附表中第 1、 2 列，篩析后稱取各號(hào)篩面上的顆粒截留量列于本題附表中第 3 列，試求顆粒群 的平均直徑。 習(xí)題 1 附表 篩號(hào) 篩孔尺寸， mm 截留量，g 篩號(hào) 篩孔尺寸， mm 截留量，g 10 14 20 28 35 48 1.651 1.168 0.833 0.589 0.417 0.295 0 20.0 40.0 80.0 130 110 65 100 150 200 27

32、0 0.208 0.147 0.104 0.074 0.053 60.0 30.0 15.0 10.0 5.0 共計(jì) 500 2、密度為 2650 kg/ m 3 的球形石英顆粒在 20℃空氣中自由沉降，計(jì)算服從斯 托克斯公式的最大顆粒直徑及服從牛頓公式的最小顆粒直徑。 3、在底面積為 40 m 2 的除塵室內(nèi)回收氣體中的球形固體顆粒。氣體的處理 量為 3600m 3 /h，固體的密度ρ s =3000 ㎏/ m 3 ，操作條件下氣體的密度ρ=1. 06 ㎏/ m 3 ，粘度為 210 -5 Pas。試求理論上能完全除去的最小顆粒直徑。 4、用一多層降塵室除去爐氣中的礦塵。礦塵最小粒徑為 8

33、μm，密度為 4000 ㎏/ m 3 。除塵室長(zhǎng) 4.1m，寬 1.8 m，高 4.2 m，氣體溫度為 427℃，粘度為 3.4 10 -5 Pas，密度為 0.5 ㎏/ m 3 。若每小時(shí)的爐氣量為 2160 標(biāo)準(zhǔn) m 3 ，試確定降塵室 內(nèi)隔板的間距及層數(shù)。 5、已知含塵氣體中塵粒的密度為 2300 ㎏/ m 3 ，氣體流量為 1000 m 3 /h、粘 度為 3.610 -5 Pas、密度為 0.674 ㎏/ m 3 ，采用如圖 3—8 所示的標(biāo)準(zhǔn)型旋風(fēng)分 離器進(jìn)行除塵。若分離器圓筒直徑為 0.4 m，試估算其臨界粒徑、分割粒徑及壓 強(qiáng)降。 6、某旋風(fēng)分離器出口氣體含塵量為 0.710

34、-3 ㎏/ 標(biāo)準(zhǔn)m 3 ，氣體流量為 5000 標(biāo)準(zhǔn) m 3 /h，每小時(shí)捕集下來(lái)的灰塵量為 21.5 ㎏。出口氣體中的灰塵粒度分布及 捕集下來(lái)的灰塵粒度分布測(cè)定結(jié)果列于本題附表中： 試求：（1）除塵效率；（2）繪出該旋風(fēng)分離器的粒級(jí)效率曲線 習(xí)題 6 附表 粒徑范圍，μ m 0～5 5 ～10 10 ～ 20 20～30 30 ～ 40 40～ 50 ＞50 在出口灰塵中所占的質(zhì)量分率，% 16 25 29 20 7 2 1 在捕集的灰塵中所占的質(zhì)量分率， % 4.4 11 26.6 20 18.7 11.3 3 7、在實(shí)驗(yàn)室用一片過(guò)濾面積

35、為 0.1 m 2 的濾葉對(duì)某種顆粒在水中的懸浮液進(jìn) 行實(shí)驗(yàn)，濾葉內(nèi)部真空度為 500mmHg。過(guò)濾 5min得濾液 1L，又過(guò)濾 5min得濾 液 0.6L。若再過(guò)濾 5min，可再得濾液多少？ 8、以小型板框壓濾機(jī)對(duì)碳酸鈣顆粒在水中的懸浮液進(jìn)行實(shí)驗(yàn)，測(cè)得數(shù)據(jù)列 于本題附表中： 已知過(guò)濾面積為 0.093 m 2 ，試求：（1）過(guò)濾壓強(qiáng)差為 103.0k Pa時(shí)的過(guò)濾常 數(shù)K 、q e 及θ e ;（2）濾餅的壓縮性指數(shù)s ；（3）若濾布阻力不變，試寫出此濾漿在 過(guò)濾壓強(qiáng)差為 196.2k Pa時(shí)的過(guò)濾方程式。 習(xí)題 8 附表 過(guò)濾壓強(qiáng)差△P kPa 過(guò)濾時(shí)間 θ S 濾液體積 V m

36、 3 50 2.2710 -3 103.0 660 9.1010 -3 17.1 2.2710 -3 343.4 233 9.1010 -3 9、在實(shí)驗(yàn)室中用一個(gè)每邊長(zhǎng) 0.162m的小型濾框?qū)aCO 3 顆粒在水中的懸浮 液進(jìn)行過(guò)濾實(shí)驗(yàn)。料漿溫度為 19℃，其中CaCO 3 固體的質(zhì)量分率為 0.0723。測(cè)得 每 1 m 3 濾餅烘干后的質(zhì)量為 1602 ㎏。在過(guò)濾壓強(qiáng)差為 275800Pa時(shí)所得的數(shù)據(jù)列 于本題附表中。 習(xí)題 9 附表 過(guò)濾時(shí)間 θ, s 1.8 4.2 7.5 11.2 15.4 20.5 26.7 33.4 41.0 48.8 57.7 67.2 77.3 88.7

37、 濾液體積V, m 3 0.2 0.4 0.6 0.8 1.0 1.2 1.4 1.6 1.8 2.0 2.2 2.4 2.6 2.8 試求過(guò)濾介質(zhì)的當(dāng)量濾液體積V e ，濾餅的比阻r ，濾餅的空隙率ε及濾餅顆 粒的比表面積a 。已知CaCO 3 顆粒的密度為 2930 ㎏/ m 3 ，其形狀可視為圓球。 10、用一臺(tái)BMS50/810-25 型板框壓濾機(jī)過(guò)濾某懸浮液，懸浮液中固相質(zhì)量 分率為 0.139，固相密度為 2200 ㎏/ m 3 ，液相為水。每 1 m 3 濾餅中含 500 ㎏水， 其余全為固相。已知操作條件下的過(guò)濾常數(shù)K=2.27 10 -5 m 2 /s,

38、 q e = 3.4510 -3 m 3 /m 2 。濾框尺寸為 810 mm810mm 25 mm ，共 38 個(gè)框。試求：（1）過(guò)濾至 濾框內(nèi)全部充滿濾渣所需的時(shí)間及所得的濾液體積；（2）過(guò)濾完畢用 0.8 m 3 清水 洗滌濾餅，求洗滌時(shí)間。洗水溫度及表壓與濾漿的相同。 11、用葉濾機(jī)處理某種懸浮液，先以等速過(guò)濾 20min，得濾液 2 m 3 。隨即保 持當(dāng)時(shí)的壓強(qiáng)差再過(guò)濾 40 min，問(wèn)共得濾液多少 m 3 ？若該葉濾機(jī)每次卸渣、重 裝等全部輔助操作共需 20 min，求濾液日產(chǎn)量。濾布阻力可以忽略。 12、在 310 5 Pa的壓強(qiáng)差下對(duì)鈦白粉在水中的懸浮液進(jìn)行過(guò)濾實(shí)驗(yàn)，測(cè)得

39、過(guò) 濾常數(shù)K=510 -5 m 2 /s, q e =0.01 m 3 /m 2 ，又測(cè)得濾餅體積與濾液體積之比 ν =0.08。 現(xiàn)擬用有 38 個(gè)框的BMY50/810-25 型板框壓濾機(jī)處理此料漿，過(guò)濾推動(dòng)力及所 用濾布也與實(shí)驗(yàn)用的相同。試求：（ 1）過(guò)濾至框內(nèi)全部充滿濾渣所需的時(shí)間；（2） 過(guò)濾完畢以相當(dāng)于濾液量 1/10 的清水進(jìn)行洗滌，求洗滌時(shí)間；（3）若每次卸渣、 重裝等全部輔助操作共需 15min，求每臺(tái)過(guò)濾機(jī)的生產(chǎn)能力（以每小時(shí)平均可得 多少 m 3 濾餅計(jì)）。 13、某懸浮液中固相質(zhì)量分率為 9.3%，固相密度為 3000kg/ m 3 ，液相為水。 在一小型壓濾機(jī)中測(cè)得此

40、懸浮液的物料特性常數(shù) κ =1.110 -4 m 2 （satm ），濾餅 的空隙率為 40%?，F(xiàn)采用一臺(tái)GP5-1.75 型轉(zhuǎn)筒真空過(guò)濾機(jī)進(jìn)行生產(chǎn)（此過(guò)濾機(jī) 的轉(zhuǎn)鼓直徑為 1.75m，長(zhǎng)度為 0.98m，過(guò)濾面積為 5 m 2 ，浸沒(méi)角度為 120） ，轉(zhuǎn) 速為 0.5r/min，操作真空度為 80.0kPa。已知濾餅不可壓縮，過(guò)濾介質(zhì)阻力可以 忽略。試求此過(guò)濾機(jī)的生產(chǎn)能力及濾餅厚度。 14、用板框過(guò)濾機(jī)在恒壓差下過(guò)濾某種懸浮液，濾框邊長(zhǎng)為 0.65m，已測(cè)得 操作條件下的有關(guān)參數(shù)為：K=6 10 -5 m 2 /s、q e =0.01 m 3 /m 2 、 ν =0.1 m 3 / m 3

41、 濾液。 濾餅不要求洗滌，其它輔助時(shí)間為 20min，要求過(guò)濾機(jī)的生產(chǎn)能力為 9 m 3 /h，試 計(jì)算：（1）至少需要幾個(gè)濾框n？（2）框的厚度L 。 15、已知苯酐生產(chǎn)的催化劑用量為 37400kg，床徑為 3.34m，進(jìn)入設(shè)備的氣 速為 0.4m/s，氣體密度為 1.19 kg/ m 3 。采用側(cè)縫錐帽型分布板，求分布板的開(kāi)孔 率。 16、 平均粒徑為 0.3mm的氯化鉀球形顆粒在單層圓筒形流化床干燥器中進(jìn)行 流化干燥。固相密度ρ s =1980 ㎏/ m 3 。取流化速度為顆粒帶出速度的 78%，試求 適宜的流化速度和流化數(shù)。干燥介質(zhì)可按 60℃的常壓空氣查取物性參數(shù)。 第四章 傳熱

42、1、平壁爐的爐壁由三種材料組成，其厚度和導(dǎo)熱系數(shù)列于本題附表中。 習(xí)題 1 附表 序號(hào) 材料 厚度 b mm 導(dǎo)熱系數(shù) λ W/（m ℃） 1（內(nèi)層） 2 3 耐火磚 絕緣磚 鋼 200 100 6 1.07 0.14 45 若耐火磚層內(nèi)表面的溫度t 1 為 1150℃，鋼板外表面溫度t 4 為 30℃，又測(cè)得通 過(guò)爐壁的熱損失為 300W/ m 2 ，試計(jì)算導(dǎo)熱的熱通量。若計(jì)算結(jié)果與實(shí)測(cè)的熱損 失不符，試分析原因和計(jì)算附加熱阻。 2、燃燒爐的內(nèi)層為 460mm厚的耐火磚，外層為 230mm厚的絕緣磚。若爐 的內(nèi)表面溫度t 1

43、為 1400℃，外表面溫度t 3 為 100℃。試求導(dǎo)熱的熱通量及兩磚間 的界面溫度。設(shè)兩層磚接觸良好，已知耐火磚的導(dǎo)熱系數(shù)為 λ 1 =0.9+0.0007t，絕 緣磚的導(dǎo)熱系數(shù)為 λ 2 =0.3+0.0003t。兩式中t 可分別取為各層材料的平均溫度，單 位為℃， λ 單位為 W/（ m℃）。 3、直徑為 Ф603mm 的鋼管用厚的軟木包扎，其外又用 100mm 厚的保溫 灰包扎，以作為絕熱層?，F(xiàn)測(cè)得鋼管外壁面溫度為－ 110℃，絕熱層外表面溫度 10℃。已知軟木和保溫灰的導(dǎo)熱系數(shù)分別為 0.043 和 0.07 W/（ m℃），試求每米 管長(zhǎng)的冷量損失量。 4、蒸汽管道外包扎有兩層導(dǎo)熱

44、系數(shù)不同而厚度相同的絕熱層，設(shè)外層的平 均直徑為內(nèi)層的兩倍。其導(dǎo)熱系數(shù)也為內(nèi)層的兩倍。若將二層材料互換位置，假 定其它條件不變，試問(wèn)每米管長(zhǎng)的熱損失將改變多少？說(shuō)明在本題情況下，哪一 種材料包扎在內(nèi)層較為適合？ 5、在一直徑為 Ф252.5mm 的蒸汽管道外，包扎一層導(dǎo)熱系數(shù)為 0.8 W/ （ m℃）的保溫層。保溫層半徑為 50mm。管內(nèi)飽和蒸汽溫度為 130℃，大氣溫 度為 30℃。試求保溫層的臨界半徑。 假設(shè)管壁熱阻和蒸汽側(cè)對(duì)流熱阻可以忽略。保溫層外壁對(duì)大氣的對(duì)流—輻射 傳熱系數(shù)可按下式估計(jì)： ɑ T =9.4+0.052(t w －t) 式中 ɑ T ——對(duì)流—輻射傳熱系數(shù)， W/（

45、m 2 ℃）； t w ——保溫層外壁表面溫度，℃； t——環(huán)境大氣溫度，℃。 并定性討論管道未保溫及不同保溫層半徑下單位管長(zhǎng)熱損失的情況。 6、在并流換熱器中，用水冷卻油。水的進(jìn)、出口溫度分別為 15℃和 40℃， 油的進(jìn)、出口溫度分別為 150℃和 100℃?，F(xiàn)因生產(chǎn)任務(wù)要求油的出口溫度降至 80℃，假設(shè)油和水的流量、進(jìn)口溫度及物性均不變，若原換熱器的管長(zhǎng)為 1m， 試求此換熱器的管長(zhǎng)增至若干米才能滿足要求。設(shè)換熱器的熱損失可忽略。 7、重油和原油在單程套管換熱器中呈并流流動(dòng)，兩種油的初溫分別為 243 ℃和 128℃；終溫分別為 167℃和 157℃。若維持兩種油的流量和初溫不變，而 將

46、兩流體改為逆流，試求此時(shí)流體的平均溫度差及它們的終溫。假設(shè)在兩種流動(dòng) 情況下，流體的物性和總傳熱系數(shù)均不變化、換熱器的熱損失可以忽略。 8、在下列各種列管式換熱器中，某種溶液在管內(nèi)流動(dòng)并由 20℃加熱到 50 ℃。加熱介質(zhì)在殼方流動(dòng)，其進(jìn)、出口溫度分別為 100℃和 60℃，試求下面各種 情況下的平均溫度差。 （1） 殼方和管方均為單程的換熱器。設(shè)兩流體呈逆流流動(dòng)。 （2） 殼方和管方分別為單程和四程的換熱器。 （3） 殼方和管方分別為二程和四程的換熱器。 9、在逆流換熱器中，用初溫為 20℃的水將 1.25kg/s的液體（比熱容為 1.9kJ/kg℃、密度為 850kg/ m 3 ） ，由

47、80℃冷卻到 30℃。換熱器的列管直徑為Ф25 2.5mm ，水走管方。水側(cè)和液體側(cè)的對(duì)流傳熱系數(shù)分別為 0.85kW/（ m 2 ℃）和 1.70k W/（m 2 ℃），污垢熱阻可忽略。若水的出口溫度不能高于 50℃，試求換熱 器的傳熱面積。 10、在列管式換熱器中用冷水冷卻油。水在直徑為Ф192mm 的列管內(nèi)流動(dòng)。 已知管內(nèi)水側(cè)對(duì)流傳熱系數(shù)為 3490 W/（ m 2 ℃），管外油側(cè)對(duì)流傳熱系數(shù)為 258W/ （ m 2 ℃）。換熱器在使用一段時(shí)間后，管壁兩側(cè)均有污垢形成，水側(cè)污垢熱阻為 0.00026m 2 ℃ /W，油側(cè)污垢熱阻為 0.000176m 2 ℃ /W。管壁導(dǎo)熱系數(shù) λ 為

48、 45W/ （ m℃） ，試求： （1 ）基于管外表面積的總傳熱系數(shù)； （ 2）產(chǎn)生污垢后熱阻增加 的百分?jǐn)?shù)。 11、在一傳熱面積為 50 m 2 的單程列管換熱器中，用水冷卻某種溶液。兩流 體呈逆流流動(dòng)。冷水的流量為 33000kg/h，溫度油 20℃升至 38℃。溶液的溫度由 110℃降至 60℃。若換熱器清洗后，在兩流體的流量和進(jìn)口溫度不變的情況下， 冷水出口溫度增到 45℃。試估算換熱器清洗前傳熱面兩側(cè)的總污垢熱阻。假設(shè)： （1）兩種情況下，流體物性可視為不變，水的平均比熱容可取為 4.187kJ/（kg ℃）； （2）可按平壁處理，兩種工況下ɑ i 和ɑ o 分別相同；（3）忽略管壁

49、熱阻和熱損失。 12、在一單程列管換熱器中，用飽和蒸汽加熱原料油。溫度為 160℃的飽和 蒸汽在殼程冷凝（排出時(shí)為飽和液體），原料油在管程流動(dòng)，并由 20℃加熱到 106 ℃。列管換熱器尺寸為：列管直徑為Ф192mm 、管長(zhǎng)為 4m，共有 25 根管子。 若換熱器的傳熱量為 125kW，蒸汽冷凝傳熱系數(shù)為 7000 W/（ m 2 ℃），油側(cè)污垢 熱阻可取為 0.0005m 2 ℃ /W，管壁熱阻和蒸汽側(cè)垢層熱阻可忽略，試求管內(nèi)油側(cè) 對(duì)流傳熱系數(shù)。 又若油的流速增加一倍，此時(shí)若換熱器的總傳熱系數(shù)為原來(lái)總傳熱系數(shù)的 1.75 倍，試求油的出口溫度。假設(shè)油的物性不變。 13、 90℃的正丁醇在逆

50、流換熱器中被冷卻到 50℃。換熱器的傳熱面積為 6m 2 ， 總傳熱系數(shù)為 230W/（ m 2 ℃） 。若正丁醇的流量為 1930kg/h，冷卻介質(zhì)為 18℃ 的水，試求：（1）冷卻水的出口溫度；（2）冷卻水的消耗量，以 m 3 /h表示。 14、在逆流換熱器中，用冷油冷卻熱油。油的比熱容均為 1.68kJ/（kg ℃）， 熱油的流量為 3000kg/h，從 100℃冷卻到 25℃。冷油從 20℃加熱到 40℃。已知 總傳熱系數(shù)K o 隨熱油溫度T 變化如下： 熱油溫度 T，℃ 100 80 60 40 30 25 總傳熱系數(shù)K o ， W/（ m 2 ℃） 355

51、350 340 310 230 160 試求換熱器的傳熱面積。 15、在一逆流套管換熱器中，冷、熱流體進(jìn)行熱交換。兩流體的進(jìn)、出口溫 度分別為t 1 =20℃、t 2 =85℃，T 1 =100℃、T 2 =70℃。當(dāng)冷流體的流量增加一倍時(shí)， 試求兩流體的出口溫度和傳熱量的變化情況。假設(shè)兩種情況下總傳熱系數(shù)可視為 相同，換熱器熱損失可忽略。 16、試用因次分析方法推導(dǎo)壁面和流體間自然對(duì)流傳熱系數(shù)ɑ的準(zhǔn)數(shù)方程式。 已知ɑ為下列變量的函數(shù)，即 ɑ=f（ λ ，c p ， ρ ， μ ， β gΔt， ） l 17、在套管換熱器中，一定流量的水在內(nèi)管內(nèi)流動(dòng)，溫度從 25℃升高到 75 ℃，并

52、測(cè)得內(nèi)管水側(cè)的對(duì)流傳熱系數(shù)為 2000W/（ m 2 ℃） 。若相同體積流量的油 品通過(guò)該換熱器的內(nèi)管而被加熱，試求此時(shí)內(nèi)管內(nèi)油側(cè)對(duì)流傳熱系數(shù)。假設(shè)兩種 情況下流體呈湍流流動(dòng)。已知定性溫度下流體物性如下： ρ ，kg/ m 3 μ ，Pas c p ，kJ/ （kg ℃） λ ， W/（m ℃） 水 1000 0.54 10 -3 4.17 0.65 油品 810 5.1 10 -3 2.01 0.15 18、一定流量的空氣在蒸汽加熱器中從 20℃加熱到 80℃?？諝庠趽Q熱器的 管內(nèi)呈湍流流動(dòng)。絕壓為 180kPa 的

53、飽和水蒸氣在管外冷凝?，F(xiàn)因生產(chǎn)要求空氣 流量增加 20%，而空氣的進(jìn)、出口溫度不變。試問(wèn)應(yīng)采取什么措施才能完成任務(wù)。 作出定量計(jì)算。假設(shè)管壁和污垢熱阻均可忽略。 19、 98%的硫酸以 0.7m/s 的速度在套管換熱器的空隙內(nèi)流動(dòng)，硫酸的平均溫 度為 70℃，內(nèi)管外壁的平均溫度為 60℃。換熱器的內(nèi)管直徑為 Ф252.5mm ， 外管直徑為 Ф513 mm ，試求對(duì)流傳熱的熱通量。 20、溫度為 90℃的甲苯以 1500kg/h 的流量通過(guò)蛇管而被冷卻至 30℃。蛇管 的直徑為 Ф573.5mm ，彎曲半徑為 0.6m，試求甲苯對(duì)蛇管壁的對(duì)流傳熱系數(shù)。 21、常壓下溫度為 120℃的甲烷以

54、10m/s 的平均速度在列管換熱器的管間沿 軸向流動(dòng)。離開(kāi)換熱器時(shí)甲烷溫度為 30℃，換熱器外殼內(nèi)徑為 190mm，管束由 37 根 Ф192 mm 的鋼管組成，試求甲烷對(duì)管壁的對(duì)流傳熱系數(shù)。 22、室內(nèi)水平放置表面溫度相同、長(zhǎng)度相等的兩根圓管，管內(nèi)通有飽和蒸汽。 兩管均被空氣的自然對(duì)流所冷卻，假設(shè)兩管間無(wú)相互影響。已知一管直徑為另一 管的 5 倍，且兩管的（G r P r ）值在 10 4 ～10 9 之間，試求兩管熱損失的比值。 23、流量為 720kg/h 的常壓飽和水蒸氣在直立的列管換熱器的列管外冷凝。 換熱器內(nèi)列管直徑為 Ф252.5 mm ，長(zhǎng)為 2m。列管外壁面溫度為 94℃。

55、試按冷 凝要求估算換熱器的管數(shù)（設(shè)管內(nèi)側(cè)傳熱可滿足要求）。換熱器熱損失可忽略。 24、實(shí)驗(yàn)測(cè)定列管換熱器的總傳熱系數(shù)時(shí)，水在換熱器的列管內(nèi)作湍流流動(dòng)， 管外為飽和水蒸氣冷凝。列管由直徑為Ф252.5 mm 的鋼管組成。當(dāng)水的流速為 1m/s時(shí)，測(cè)得基于管外表面積的總傳熱系數(shù) K o 為 2115W/（ m 2 ℃） ；若其它條件 不變，而水的速度變?yōu)?1.5m/s時(shí)，測(cè)得K o 為 2660W/（ m 2 ℃） 。試求蒸汽冷凝傳 熱系數(shù)。假設(shè)污垢熱阻可忽略。 25、兩平行的大平板，放置在空氣中相距為 5mm，一平板的黑度為 0.1，溫 度為 350K，另一平板的黑度為 0.05，溫度為 300

56、K。若將第一板加涂層，使其黑 度變?yōu)?0.025，試計(jì)算由此引起的傳熱量變化的百分率。假設(shè)兩板間對(duì)流傳熱可 以忽略。 26、在管道中心裝有熱電偶以測(cè)量管內(nèi)空氣的溫度。由于氣體真實(shí)溫度t 1 與 管壁溫度t w 不相同，故測(cè)溫元件與管壁間的輻射傳熱而引起測(cè)量誤差。試推導(dǎo)出 計(jì)算測(cè)溫誤差（ t 1 —t 1 * ）的關(guān)系式。式中 t 1 * 為測(cè)量值。并說(shuō)明降低測(cè)溫誤差的方 法。假設(shè)熱電偶的黑度為 ε ，空氣與熱電偶間的對(duì)流傳熱系數(shù)為ɑ。 27、在列管換熱器中，用 120℃的飽和蒸汽將存放在常壓貯槽中的溫度為 20 ℃、比熱容為 2.09kJ/（kg ℃） 、質(zhì)量為 210 4 kg的重油進(jìn)行加熱

57、。采用輸油能力 為 6000kg/h的油泵，將油從貯槽送往換熱器，經(jīng)加熱后再返回貯槽中，油循環(huán)流 動(dòng)。若要求經(jīng) 4h后油溫升高至 80℃，試計(jì)算換熱器的傳熱面積。設(shè)加熱過(guò)程中 K o 可取為 350 W/（ m 2 ℃），且在任何瞬間槽內(nèi)溫度總是均勻一致的。 28、欲用循環(huán)水將流量為 60 m 3 /h的粗苯液體從 80℃冷卻到 35℃，循環(huán)水的 初溫為 30℃，試設(shè)計(jì)適宜的列管式換熱器。 第五章 蒸發(fā) 1、在單效中央循環(huán)管蒸發(fā)器內(nèi)，將 10%NaOH 水溶液濃縮到 25%，分離室 內(nèi)絕對(duì)壓強(qiáng)為 15kPa，試求因溶液蒸氣壓下降而引起的沸點(diǎn)升高及相應(yīng)的沸點(diǎn)。 2、上題的NaOH 水溶液在蒸發(fā)

58、器加熱管內(nèi)的液層高度為 1.6m，操作條件下 溶液的密度為 1230 kg/ m 3 。試求因液柱靜壓強(qiáng)引起的沸點(diǎn)升高及溶液的沸點(diǎn)。 3、前兩題的溶液在傳熱面積為 40 m 2 的蒸發(fā)器內(nèi)，用絕對(duì)壓強(qiáng)為 12 0kPa 的 飽和蒸汽加熱。原料液于 40℃時(shí)進(jìn)入蒸發(fā)器，測(cè)得總傳熱系數(shù)為 1300 W/（ m 2 ℃）， 熱損失為總傳熱量的 20%，冷凝水在蒸汽溫度下排除，試求： （1） 加熱蒸汽消耗量； （2） 每小時(shí)能處理原料液的質(zhì)量。 4、在單效蒸發(fā)器中，每小時(shí)將 10000kg的NaNO 3 水溶液從 5%濃縮到 25%。 原料液溫度為 40℃。分離室的真空度為 60 kPa，加熱蒸汽表壓

59、為 30 kPa。蒸發(fā) 器的總傳熱系數(shù)為 2000 W/（ m 2 ℃），熱損失很小可以略去不計(jì)。試求蒸發(fā)器的 傳熱面積及加熱蒸汽消耗量。設(shè)液柱靜壓強(qiáng)引起的溫度差損失可以忽略。當(dāng)?shù)卮?氣壓強(qiáng)為 101.33 kPa。 5、臨時(shí)需要將 850kg/h的某種水溶液從 15%連續(xù)濃縮到 35%?，F(xiàn)有一傳熱 面積為 10 m 2 的小型蒸發(fā)器可供使用。原料液在沸點(diǎn)下加入蒸發(fā)器，估計(jì)在操作 條件下溶液的各種溫度差損失為 18℃。蒸發(fā)室的真空度為 80 kPa。假設(shè)蒸發(fā)器 的總傳熱系數(shù)為 1000 W/（ m 2 ℃），熱損失可以忽略。試求加熱蒸汽壓強(qiáng)。當(dāng)?shù)?大氣壓強(qiáng)為 100 kPa。忽略溶液的稀釋熱效

60、應(yīng)。 6、在雙效并流蒸發(fā)設(shè)備中，每小時(shí)蒸發(fā) 1000 kg 的 10%某種水溶液。第一 效完成液的濃度為 15%，第二效的為 30%。兩效中溶液的沸點(diǎn)分別為 108℃和 95℃。試求溶液自第一效進(jìn)入第二效時(shí)因溫度降低而自蒸發(fā)的水量及自蒸發(fā)量占 第二效中總蒸發(fā)量的百分?jǐn)?shù)。 7、欲設(shè)計(jì)一組三效并流蒸發(fā)系統(tǒng)，以將某種水溶液從 10%濃縮到 50%。進(jìn) 料量為 22700kg/h，溫度為 40℃。加熱蒸汽溫度為 121℃。末效二次蒸汽溫度為 51.7℃。各效的總傳熱系數(shù)分別為K 1 =2840 W/（ m 2 ℃）， K 2 =1700 W/（ m 2 ℃）， K 3 =1135 W/（ m 2 ℃）

61、 。各效溶液的比熱容、汽化熱均分別取為 4.186kJ/（kg ℃） 及 2326kJ/kg（即比熱容和汽化熱可視為不隨溫度和濃度而變）。假設(shè)各種溫度差 損失和熱損失均可忽略。試求： （1） 加熱蒸汽消耗； （2） 蒸發(fā)器傳熱面積，最小與最大傳熱面積間相對(duì)偏差不得大于 3%； （3） 各效完成液的質(zhì)量流量。 8、三效并流蒸發(fā)裝置中，各效傳熱面積均為 140m 2 。今于該系統(tǒng)中將某種 水溶液從 5%連續(xù)濃縮到 40%。原料液溫度為 90℃。加熱蒸汽溫度為 120℃，冷 凝水在飽和溫度下排出。末效二次蒸汽溫度為 40℃。各效的總傳熱系數(shù)分別為 K 1 =2950 W/（m 2 ℃）， K 2 =

62、2670 W/（m 2 ℃）， K 3 =1360 W/（m 2 ℃）。溶液的比熱 容均可取為 4.2 kJ/（ kg℃） 。假設(shè)各種溫度差損失和蒸發(fā)器的熱損失均可忽略。 試求原料液流量和加熱蒸汽消耗量。 提示：本題要用試差法計(jì)算，建議先假設(shè)各效有效溫度差的具體值。 9、在雙效并流蒸發(fā)器內(nèi)，將 10000kg/h的 10%NaOH水溶液濃縮到 50%。原 料液在第一效沸點(diǎn)下進(jìn)入蒸發(fā)器，加熱蒸汽溫度為 150℃，冷凝器內(nèi)溫度為 49 ℃。蒸發(fā)器加熱管內(nèi)液柱高度為 1.2m。 估計(jì)操作條件下溶液的密度為ρ 1 =1100 kg/ m 3 及ρ 2 =1500 kg/ m 3 ；總傳熱系數(shù)為： K 1 =3490 W/（ m 2 ℃）， K 2 =2900 W/（ m 2 ℃）。 若每小時(shí)從第一效的二次蒸汽中取出 700kg作為額外蒸汽，試求 （1） 加熱蒸汽消耗量； （2） 蒸發(fā)器的傳熱面積。最小與最大傳熱面積間的相對(duì)偏差不得大于 3%。 忽略溶液的稀釋熱。假設(shè)各效冷凝水在飽和溫度下排除。