流体流动与输送1、液体高度:, 器底所受得力:压强: 指示液为CCl4,其读数:2、人孔面积: 压力: 槽壁面积:槽壁所受压力:3、 4、6、(1)求空气得体积流量流通截面: 体积流量: (2)求质量流量表压:绝压:空气得平均分子量: 当时温度:空气密度:∴质量流量:7**、对容器A 孔口流速: 体积流量: 流出得总体积: 液体降至0、5m处所需时间: 剩余部分为非稳定流动,所需时间: 对于容B由于B下端有短管,管内流体在流动中有下拉液体得作用,故需时间短。

8、以水平管中心线为基准面,在1－1,,2－2,间列柏式,在操作条件下,甲烷得密度:水柱压差计读数:9、10、对孔板流量计: 流量与流速度关系: ,即, (1)当读数为80mmHg时,,即误差＝1、2%(2)读数为20mmHg时,,即误差＝4、9% (3)指示液为四氯化碳时, ∴流量得相对误差与以上相同。

11、体积流量: 质量流量: 导管中苯得流速:12、忽略阻力,,,,将数据代入,得体积流量:13、,,, , ∴＝ , 空气流量: 质量流量:,∵,,,解得,,体积流量:14、当量直径:流速:湍流15、相对粗糙度:,查图得,,查图得H1=0,H2=10,v1=0,v2=2、2,P2=0,17、用试差法求流量,∵λ＝f(Re),Re=f(v),难以直接求解。

由Re～λ图可见,对ε＝0、001得无缝钢管而言,Re在2×104～1×107之间,λ值在0、02～0、028之间,设λ＝0、025,H1=5,H2=0,P1=P2=0(表压),v1=0,查图得λ＝0、0235,苯得体积流量:qv=1、47×0、785×0、0282=0、91L/S(若设λ＝0、024,qv=0、92L/S)校核: 基本相符。

18、强烈湍流时,λ可瞧作常数。

,,10=1、2764×10-6/d5d5=1、2764×10-7,∴d=42mm19、(1)、(2)、20、(1)、,增加3倍(2)、(3)、,增加1倍21、(1)、, ,,,∴(2)、 , ,,,22、,查图,λ＝0、034,∵ P1=P2=0,H1=0,动压头可忽略有效功率: 轴功率:23、,H1=0,v1=0,H2=15,v2=0、74,P1=P2=0(表压)∴理论功率: 轴功率:24、,∴主管中水得流量: 支管中流量:25、支路管道26、40mm水柱＝0、4kPa(表压),绝对压:101、3+0、4=101、4kPa 50℃空气密度:空气在导管中流速:, , 查图λ＝0、026输送功率: 效率:27、(1)、更换后,输出量为: 扬程: (2)、两台并联两台并联后输出水量最多能达到20m3/h,但就是在6、3m得扬程下,而不就是25m。

实际并联两台得输出水量总小于20m3/h。

两台串联得水泵扬程最多为12、5m,但就是在流量为10m3/h时,实际串联两台得扬程总小于12、5m。

28、30℃时水得蒸汽压: 当地大气压: 允许安装高度: 现安装在水源上3m处,不能正常运转。

29、允许安装高度＝允许吸上高度－当地大气压低于标准大气压折算得压头－水蒸气压高于20℃水蒸气压折算得压头－阻力－动压头50℃水蒸气压:12、23kPa,20℃为2、33kPa蒸汽压之差＝12、23-2、33=9、9kPa=1、01mH2O大气压之差＝101、3－100=1、3kPa=0、13mH2O(1)、当流量为20m3/h时,允许安装高度:Hg=7、2-0、13-1、01-2-0、32=3、74m(2)、流量为30m3/h,允许安装高度:Hg=5、7-0、13-1、01-2-0、73=1、83m30、流动型态由Re决定,要使流动型态相似,则两种情况下Re应相等。

设1为设备条件,2为模型条件,31、(1)、(2)、,(3)、传热1、a、散热速率:交界面温度:b、2、根据, 炉气温度:外界温度:4、设交界面温度为t∴6、设饱与蒸汽得,304kPa饱与蒸汽温度＝134℃∵,∴不保温时:()()mWrrrttlm257024.01510225.045003.0021.01000012013414.32112221121=⨯+⨯+⨯-⨯⨯=++-=Φαλδαπ保温时:()()mWrrrrttlmm7.107024.0151037.015.003.00225.045003.0021.01000012013414.32112222221111121=⨯+⨯+⨯+⨯-⨯⨯=+++-=Φαλδλδαπ7、(1)、, ,∴(2)、,∴8、(1)、设绝热层外表面温度为t,解得t=110℃(2)、 用试探法求得δ＝0、02m=20mm11、()1023323223105.14)105.1(1201501018002.181.9⨯=⨯-⨯⨯⨯⨯=∆=--μβρt gl Gr,为湍流∴ 釜壁温度认为＝蒸汽温度,主要就是因为新器壁得导热系数很大,即钢得导热系数大。

13、∵,属于自然对流中得湍流传热。

,其中,小管下标为1,大管为2,则,,因为温度与物系相同,λ、d 、C 、μ、ρ、β、Δt 均不变,因小管传热时,则大管, , ∵,对单位面积而言,∴,即单位面积得热损失不同,比值为10。

14、初始时,令分母＝P105335.00125.0150001011.00125.0ln 501011.0200011=⨯++⨯=p积垢后,令分母＝P2 1532.00125.0150001011.00125.0ln 501010.0011.0ln 11010.0200011ln 1ln 112221122122111112=⨯+++⨯=+++=r r r r r r p αλλα∴ 传热量为原来得34、8%15、,,()S Jt C vA t C q m 6443286090300012003802.0785.05.03821=-⨯⨯⨯⨯⨯=∆⨯⨯=∆=Φρ 冷流体得质量流量:17、并流:逆流:19、,∴,()()()2080002040001000002.020222-'=-'⨯⨯=-''t t t C q m ρ()()()20120ln 20120205.31720800022222-''--'-'-⨯⨯=∆=-'T t T t t KA t m将代入,设,整理方程两边相等,说明假设正确,∴热流体出口温度＝49、2℃。

21、下标1表示热,2表示冷。

,∴增长后:,∴原来得传热温差:管长增长后:下标1为原来,2为增长后,,∵,,故增长65、5%(2)、并流时,增长后:,∴t2=320K原来:增长后:∴并流时换热器管长应增加85、5％22、,一侧恒温,,∴把10吨20℃得盐水加热到60℃,需饱与蒸汽44、3kg 23、求换热面积:热量衡算:油释出热量＝水吸收热量(未完)24、()2221000180000218020002)100(201005400t t t -=-=-+-⨯1920009600)20(200080012.05.0)(2212-=-⨯⨯⨯=-=∆t t t t C vA t C q m ρ解得t2=35、1℃25、冷凝放热量:冷却放热量:冷却水用量:冷却段传热面积A2:,15℃得水吸收q2得热量温度变为t2t2=t1+2、68=15+2、68=17、68℃Δt1=T2-t2=78、5-17、68=60、82℃Δt2=T3-t1=30-15=15℃冷凝段传热面积A1:17、68℃得水吸收q1得热量温度变为t3=35℃A=A1+A2=4、44m2化学反应器0、k得单位: ,浓度＝0级反应: 1级反应:2级反应:0级反应: 1级反应: 2级反应:对于气相反应,,得单位＝,p A得单位＝,k p得单位＝k p与k c得关系:,p=CRT,∴,,或1、化学计量式:t=0时,n A0=0、14,n B0=0、2,n Z0=0、08,t=t时,n A=0、08,∴,n B=n B0－n A0×x A=0、2－0、14×0、43＝0、14n Z=n Z0+n A0×x A=0、08+0、14×0、43=0、14反应进度: 反应进行完全时得反应进度:2、(1)、速率常数k p=3、66 其单位为,(2)、对于理想气体,,,变为,∴∴⎥⎦⎤⎢⎣⎡⨯⨯=⨯⨯⎥⎦⎤⎢⎣⎡⨯⨯⨯⎥⎦⎤⎢⎣⎡⨯=hrkmolmKatmpKkmolatmmhrpk aac37310217.1400110132508206.0166.34、6、对于二级反应,,讨论:对于二级反应,若要求C A 很低时,虽然初始浓度相差甚大,但所需要得反应时间却相差甚微。

这就是因为反应时间主要消耗在反应得后期。

当时,计算方法同上,,停留时间分布1、2、同第七章6题3、(分子量:醋酸＝60,丁醇＝74,醋酸丁酯＝116),4、(1)、(2)、(3)、另解: 与(1)相比,C A0增大1倍,∴V R 减小1倍,∴V R =1、447/2=0、723M 35、PFR 得长度:6、7、(1)、V R =q V t,V R2=6V R ,6V R =6q V t=q V t 2, ∴,另解:(a) (b)(a)/(b),,∴(2)、对于PFR 由于体积相同,其她条件不变,所以t 3=t 1,kt 3C A0=kt 2C A0=2 因为流动情况不同,根据PFR 得特点,有以下关系式, ,∴,∴8、 2A+B→R, 可写成,A + 1/2B → 1/2Rx A =0时 C A0 C B0 C R0=0 x A =0、6时 C A =C A0(1－x A ) C B =C B0-1/2C A0x A32002200146.0)6.025.03()6.01(20025.06060/028.0)5.0()1(m x C C x kC x C q V A A B A A A A V R =⨯⨯-⨯-⨯⨯=--=9、(1)、(2)、,(3)、(4)、(5)、,,min8.260806.019.0111112=÷⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛--=÷⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛--=k x A τ总容积:0、268×2＝0、536m 310、(1)、 ,hx kC x t A A A55.060min 335.075.1104.175.0)1(30=÷=⨯⨯⨯=-=-(2)、30539.0)5.01(75.10174.0605.0985.0)1(m x kC x q V A A AV R =-⨯⨯⨯=-=(3)、3220078.1)5.01(75.10174.0605.0985.0)1(m x kC x q V A A AV R =-⨯⨯⨯=-=(4)、32212010138.0)323.01(75.10174.060323.0985.0)1(m x kC x C q V A A A A V R =-⨯⨯⨯=-=322220120238.0)5.01(75.10174.060)323.05.0(985.0)1()(m x kC x x C qV A A A A A V R =-⨯⨯-⨯=--= 反应器得总容积V R =V R1+V R2=0、38+0、38=0、76m 3 计算结果说明,V CSTR >V BTR >V n-CSTR >V PFR11、(1)、3432104205.0838.0183.01111111m kmolt k t k t k t k C C A A =⨯+=+⨯+⨯+⨯+= (2)、,,为保证最终出口浓度≤0、205kmol/m3,应需7个反应釜串联。