《长江大学董盛富》由会员分享，可在线阅读，更多相关《长江大学董盛富（4页珍藏版）》请在金锄头文库上搜索。
1、石油大学硕士研究生入学考试试题（2001）一、填空（31 分）1流体在一段圆形水平直管中流动，测得平均流速为0.5m/s，压强降为lOPa, Re为1000，问管中心处的 点速度为（1）m/s。若流速增加为lm/s，则压强降为（2） Pa。2用离心泵在两敞口容器间输水，在同一管路中，若用该离心泵输送p = 1200kg/m2的某液体（该液体的 其它性质与水相同），与输送水相比，离心泵的流量为（3）,扬程（4）,泵岀口压力（5）,轴功率（6）。（变大，变小，不变，不确定）3降尘室的生产能力只与降尘室的（7）和（8）有关，而与（9）无关。4当颗粒处于流化阶段，床层的压降约等于（10）。5外包绝热材
2、料的蒸汽管道，当蒸汽压力增大时，绝热层外表面与空气之间的给热系数将（11），绝热材 料的导热系数将（12）（增大、减小、不变、不确定），其主要原因是（13）。6黑体表面温度由40C加热到347K，贝U辐射能力增加为原来的（14）倍。7在精馏体系中，随塔设备操作压力增加，体系的分子量（15）塔内汽相体积负荷（16）,液相体积负 荷（17）,这也就是为什么板式减压塔常常为（18）液泛控制，而加压塔为（19）液泛控制，同时在相 同的处理量下，减压塔的塔径较加压塔（20）的主要原因。8水蒸汽蒸馏是（21）,恒沸蒸馏是（22）,萃取蒸馏是（23）。9萃取过程中，溶剂选择不仅要求对溶质A具有（24）同时也
3、要求对稀释剂BG5），般要求两者26）， 否则萃取过程难以实现。而萃取蒸馏中一旦出现了萃取剂与体系液相出现了（27）则萃取蒸馏操作失效。 10漂流因子是指（28）与（29）之比，反映了（30）对组分A （31 ）的影响。二、计算题1 （16分）用离心泵将密闭贮槽中20C的水（密度为1000kg/m3）通过内径为100mm的管道送往敞口高 位槽。两贮槽液面高差为10m，密闭槽液面上有一真空表P,其读数为600mmHg （真），泵进口处真空表 P2读数为294mmHg（真）。出口管路上装有一孔板流量计，其孔口直径为d = 70mm，流量系数C = 0.7，2 o oU形管水银压差计读数R = 17
4、0mm。已知管路总能量损失为44J/kg，试求：（1）出口管路中水的流速；（2） 泵出口处压力表P3 （与图对应）的指示值为多少？（已知P2 与 P3 相距 0.1m）。2（8 分） 某悬浮液在板框式过滤机中进行恒压过滤，操作压差 为1.5 x 105 Pa，过滤常数K = 0.04m2/s，个操作循环中，辅助 时间为1000s，滤饼不洗涤。假设滤饼不可压缩，过滤介质阻力 可忽略不计，试求：（1）最大生产能力；，浸没度为 0.3。若要求（2）有一回转真空过滤机，每回转一周提供的过滤面积为4m2，此回转真空过滤机达到上述板框过滤机的最大生产能力，试确定该回转真空过滤机的真空度应为多少？3 （16
5、分）某厂用完全相同的单程裂管式换热器（由44根0 25x 2.5mm、长2m的管子构成），按并联方 式预热某种料液。122C的饱和蒸气在两换热器裂管外冷凝，料液以等流量在两换热器管内流过。料液的 比热为4.01kJ/（kg -C），密度为1000kg/m3,当料液总流量为1.56x 10-3m3/s时（料液在管内呈湍流流动）, 料液由22C被加热到102C，若蒸气冷凝给热系数为8kW/（m2 -C），管壁及污垢热组均可忽略不计。试f冷凝水（ 1）管内料液对流给热系数为多少？（ 2）料液总流量与加热条件不变，将两台换热器由并联改为串联使用，料液能否由22c被加热到102C。（3）将两台换热器由并
6、联改为串联后，在料液总流量不变的情况下， 流经裂管的压降将增加多少倍（ 湍流时可按X = 0.3164/Re0-25 考虑）？#令凝水解：（1）管流通截面积:S = 0.785nd2 = 0.785 x 44 x 0.0202 = 0.013816m2i料液质量流量： m =1.56x10-3x1000=1.56kg/ss2单个换热器的换热面积：A = n兀d L = 44 x 3.14 x 0.025 x 2 = 6.908m2o单个换热器的传热量： Q =0.5m c （t -t ） =0.5x1.56x4.01x103（102- 22） = 250224W s 2 p 2 21A t （
7、122 - 22）一（122 -102）- 4971C m ln（122 22）/（122 102）Q 250224K = = = 728.67W/（m2 - C）AAt6.908x 49.71mdo =-=1 = 0.001247a d K a 728.678000i io料液22Cm /2s 2102Ca = l2W/(m2 - C)i2）并联改为串联后，料液在管内流速加倍a = 2.8 a = 2-8 x 1002 = 1744.6W/(m2 - C) ii1 1 1 d 1 1 25+ o = + a a d 80001744.6 20oi i3 K = 1188.3W/(m2 - C
8、)为求料液的出口温度，现采用-NTU法。因蒸气的热容流量无穷大，故C =0，逆流操作时有：R2t -t1 - expNTU (1-C ) = - 1 =2R2= 1 exp(-NTU )2 T - t C - exp NTU (1 - C )2s 1R22R2t， t 对于本题(2)况： = -2J2 T -t s1,(KA + KA1 = 1 - expmcs 2 p 2/=1 - exp -mcs 2 p 2t t=252 T -ts1t - 22c,(K A + KA匸=1 - exp122 22/=1 - exp -mcs 2 p 22 x 1188.3 x 6.908 /=1 - e
9、xp -mcs 2 p21.56 x 401 丿=-9275 3 12= 114-8C显然可将料液加热到112C，完全满足要求。也可这样进行核算，就是换热能力不能小于热负荷，即2K AA t m c (t-1 )m s 2 p 2 21热负荷：m c (tt ) = 1.56 x 4010 x (112 - 22) = 563004Ws 2 p 2 2 1换热能力：2K AA t = 2 x 1188.3 x 6.908 x 100 10 = 641705mln(100 / 10)3)流经列管的压降由下式计算ApfApf0.31642l p (2u)2 、2 025 Reo.25 d 2 丿0
10、.3164 丄 p_u2、Re025 d 2 丿-230.25 =6.73倍4 (15分)流率为0.04kmol/(m2 -s)的空气混合气中，含氨的体积分率为2%,拟用逆流吸收塔来吸收以 回收95%的氨，塔顶水因循环使用而含氨4.0x 10-4 (摩尔分率，下同)，操作液气比为最小液气比的1.5 倍,操作范围内符合亨利定律y -1.2x，所选用填料的总体积传质系数为K/ -0.052kmol/(m3 s)，试求:(1) 液体在塔底的摩尔分率x1及所需的填料层高度；(2) 如果该填料的等板高度HETP-0.4m，试估算采用板式塔所需的理论级数。若浮阀塔板对该体系的 全塔效率为 52.0%，试估
11、算需要多少层实际塔板；(3) 若其它生产装置中需要浓度为0.6%、流量为0.050xL的氨水从该塔以侧线的方式抽出，在氨回收率、 K a和操作液气比不变的情况下，试分别计算满足新生产要求的填料层高度及侧线抽出位置。Y5(14分) 用精馏技术分离某苯-甲苯体系，体系的相对挥发度为2.560，进料组成为0.420(摩尔分率， 下同)，流量为100.0kg/h,在泡点温度下连续加入某塔顶，塔顶无液体回流，要求塔釜苯的组成不超过0.020 (气液相图祥见附图)。试求：(1) 当 x - 0.6时所需的理论板数。D(2) 若在该塔中间某位置侧线抽出0.2倍的气相流率，假定塔顶、塔底组成 和产品量不变，试
12、推导侧线上下两段的操作线方程。(3) 在设计条件下，无论该塔需要多少块理论板数，试求塔顶的最大组成 x。D max(4 )若该塔用直径为1.0m，开孔率为10%的浮阀塔板进行分离，堰高 h -50.0mm，堰长l与塔径比为0.7，孔径为8.0mm，体系的气相密度为 wwP - 2.9kg/m3，液相密度为p - 790.0kg/m3，试计算最大单板总压降。单位： mVL干板压降： hD也层压降：h -0.6h + 2.84x 10-3(L/1/3,单位：mLww式中，u为筛孔孔速，m/s，L为液相体积流率，m3/h。H解：(1)该塔只有提馏段，无精馏段，进料混合液的平均摩尔质量为：M - 78
13、 x 0.420 + 92 x 0.580 - 86.12kg/kmolm进料摩尔流率： F -100.0/86.12-1.161kmol/h对该塔作全塔物料衡算有：F = D + WFx = Dx + WxF D W1.161 = D + Wn 、1.161 x 0.420 = 0.60D + 0.020(1.161 D)D = 0.80kmol/hn W = 0.36kmol/h该塔的操作线方程（由塔顶至塔内任一截面作物料衡算）为：竹 + V y = dXd+ L xLDx Fxy = x + d fV，V，L+qFDx Fxx + DF-V(1q)FV(1q)FFDx FxFWx +D
14、F = x xDDDD W(L = 0，q = 1，V = D)=册x+般x 002=1449 x.00899在操作线和平衡线之间画阶梯，得x = 0.6所需理D论板数为N = 9，如图所示。T现采用逐板计算法求解理论板数。0.8相平衡方程：2.560 xyy * =或 x * =1+1.560x2.560 1.560y0.60.4操作线方程：y =1.449x 0.008990.2步骤：将y = x = 0.6代入式（1）得x* = 0.369，1 D1再将x* = 0.369代入式（2）得y = 0.544，完成一个循1 2环。继续将y = 0.544代入式（1）得x* = 0.318，再将 22=0.318代入式（2）得y = 0.470依次进行，直至x30.0 r1L110.0 0.2 0.4 x 0.6 0.81.0（2）在塔中间抽侧线馏分，如下图：对侧线上下段作物料平衡有：序号x *y10.3690.60020.3180.5443
