华南理工大学化工热力学模拟题答案

『壹』 化工热力学第三版朱自强课后答案

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『贰』 化工热力学题目，求求！！能做多少算多少

1、节流过程是绝热不可逆等焓过程，熵变可以通过设计等温可逆过程求算。
熵变=nRln(P1/P2)
焓变=0
是不可逆过程
4、由热量衡算式Q=qm1*Cp1*(T1-T2)=qm2*Cp2*(t2-t1)得:qm2=185kmol/h
2、条件太少，无法计算

『叁』 人大出版社会计学基础第五版答案

答案

『肆』 财务管理第三版刘永泽融资方式课后题答案

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『伍』 化工热力学问题，计算压缩因子时，Tr.Pr分别表示什么

两个分子间的相互作用力偏离分子中心之间的作用力的程度。对于氩、氪、氙等分子结构为球形对称的惰性气体，两者无偏离，偏心因子值为零；分子结构越复杂或极性越大，两者的偏离越甚，偏心因子值越正。可用以关联一些与分子间力有关的性质。例如，气体的压缩因子或逸度系数可表示为对比压力、对比温度和偏心因子的函数，由此得到的压缩因子或逸度系数可使气体的P-V-T关系计算或热力学函数计算获得更精确的结果。 偏心因子是反映物质分子形状、极性和大小的参数。对于小的球行分子如氩其偏心因子 等于0，偏心因子可表征特定物质对比蒸汽压于简单球形分子之间的偏差。当分子中碳数相同时，烷烃的偏心因子较大，环烷烃和芳烃的较小。

『陆』 注册化工工程师报考条件及复习资料！

一 高等数学
1. 同济大学编:《高等数学》(上册,下册)(第三版).高等教育出版社,1988年.
2. 同济大学数学教研室编:《线性代数》(第二版).高等教育出版社,1991年.
3. 谢树芝编:《工程数学——矢量分析与场论》(第二版).高等教育出版社.
4. 陈家鼎,刘婉如,汪仁室编:《概率统汁讲义》(第二版).高等教育出版社.
二 普通物理
程守诛,江之永主编《普通物理学》(第三版).高等教育出版社,1979年.
三 普通化学
1. 浙江大学编:《普通化学》(第三版).高等教育出版社,1988年.
2. 同济大学编:《普通化学》.同济大学出版社,1993年.
3. 刘国璞编:《大学化学》.清华大学出版社,1994年.
4. 余纯海,齐昌瑶编:《工程化学》.东北林大出版社,1996年.
四 理论力学
1. 同济大学理论力学教研室编:《理论力学》(第一版).同济大学出版社,1990年.
2. 谭广泉,罗龙开,谢广达,范第峰编:《理论力学》(第二版).华南理工大学出版社,1995年.
3. 华东水利学院编:《理论力学》.人民教育出版社,1978年.
五 材料力学
1. 孙训方,胡增强编著,金心全修订:《材料力学》(第三版).高等教育出版社,1994年.
2. 刘鸿文主编:《材料力学》(第三版).高等教育出版社,1994年.
六 流体力学
1. 西南交通大学力学教研室:《水力学电工学》.高等教育出版社,1991年.
2. 郝中堂,周均长主编:《应用流体力学》.浙江大学出版社,1991年.
七 计算机应用基础
1. 徐惠民等编:《计算机基础与因特网应用教程》.机械工业出版社,2001年.
2. 谭浩强,田淑清编:《FORTRAN77结构化程序设计》.高等教育出版社,1985年.
八 电工电子技术
1. 秦曾煌主编:《电工学》(上,下册)(第四版).高等教育出版社,1990年.
2. 罗守信主编:《电工学》(Ⅰ,Ⅱ)(第三版).高等教育出版社,1993年.
3. 程守洙,江之水主编:《普通物理学》下册(第三版 电学部分)高等教育出版社,1979年.
九 工程经济
1. 傅家骥,仝允桓主编: 《工业技术经济学》 (第三版).清华大学出版社.
2. 吴添祖主编: 《技术经济学概论》.高等教育出版祉.
十 物理化学
天津大学物理化学教研室编,宋世谟主编:《物理化学》(第三版).高等教育出版社.
十一 化工原理
天津大学编:《化工原理》.天津科技出版社.
十二 化工过程控制
历玉鸣主编:《化工仪表及自动化》(第三版).化学工业出版社.
十三 化工设计基础
倪进方主编:《化工过程设计》.化学工业出版社.
十四 化工污染控制基础
1. 蒋展鹏主编:《环境工程学》.高等教育出版社.
2. 汪大翚主编:《化工环境工程概论》.化学工业出版社.
十五 化工热力学
童景山主编:《化工热力学》.清华大学出版社.
十六 职业法规
1.《中华人民共和国环境保护法》.
2.《中华人民共和国水污染防治法》.
3.《中华人民共和国固体废物污染环境防治法》.
4.《中华人民共和国大气污染防治法》.
5.《中华人民共和国环境噪音污染防治法》

『柒』 天津大学版《材料科学基础》（靳正果编）课后习题答案

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『捌』 化工原理课程设计 分离丙酮-水混合液的填料精馏塔 有满意答案，追加100分

毕业设计（论文）任务书
设计（论文）题目：年处理量1.0万吨甲苯-水混合液的填料塔的设计
函授站： 专业： 化工工艺 班级：xx
学生： xx 指导教师：
1．设计（论文）的主要任务及目标
塔设计计算：
a塔工艺计算（物料和能量衡算）
b 塔及塔板主要工艺尺寸的设计计算
⑶ 对苯精馏塔的流体力学验算
⑷ 相关辅助设备选型与计算
⑸ 设计结果及分析讨论
2．设计（论文）的基本要求和内容
⑴ 论文内容符合毕业设计撰写规范。
⑵ 数据可靠、真实，具有一定的代表性。
⑶ 计算过程细化、符合规范要求。
⑷ 要求论文图纸包括：生产工艺流程控制图、塔的部分装配图、X-Y图、塔板负荷性能图。
3．主要参考文献
⑴陆美娟.《化工原理》.化学工业出版社.2001年1月第1版
⑵冯伯华.《化学工程手册》第1、2、3、6卷.化学工业出版社.1989年10月第1版
⑶包丕琴.《华工原理课程设计指导书》.北京化工大学化工原理教研室.1997年4月
⑷陈洪钫.《化工分离过程》.化学工业出版社.1995年5月第1版
⑸陈钟秀.《化工热力学》.化学工业出版社.1993年11月第1

关键词：回流比、精馏、泡点进料、设备、试差
目 录
前言．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）
第1章 精馏方案的说明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）
第1.1节 操作压力．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（7）
第1.2节 进料状态．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.3节 采用强制回流（冷回流）．．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.4节 塔釜加热方式、加热介质．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.5节 塔顶冷凝方式、冷却介质．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.6节 流程说明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（8）
第1.7节 筛板塔的特性．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（9）
第1.8节 生产性质及用途．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（9）
第1.9节 安全与环保．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（11）
第2章 烯烃加氢饱和单元分析．．．．．．．．．．．．．．．．．（12）
第2.1节 反应机理及影响因素分析
第2.2节 物料平衡
第2.3节 能量平衡
第3章 精馏塔设计计算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（12）
第3.1节塔的工艺计算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．.（12）
第3.2节塔和塔板主要工艺尺寸的设计计算．．．．.（25）
第4章 塔的流体力学验算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（31）
第4.1节校核．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（31）
第4.2节负荷性能图计算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（34）
第5章 辅助设备选型计算．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（39）
第5.1节换热器的计算选型．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（39）
第5.2节 管道尺寸的确定．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（44）
第5.3节 原料槽、成品槽的确定．．．．．．．．．．．．．．．．（45）
第6章 设计结果概要及分析讨论．．．．．．．．．．．．．．．（45）
第6.1节数据要求．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（45）
第6.2节设计特点．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（46）
第6.3节 存在的问题．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（46）
参考文献．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（47）
符号说明．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（48）
附录1．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）
附录2．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）
附录3．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）
附录4．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．．（52）
前言

本论文是针对工业生产中苯-甲苯溶液这一二元物系中进行苯的提纯精馏方案，根据给出的原料性质及组成、产品性质及组成，对精馏塔进行设计和物料衡算。通过设计核算及试差等计算初步确定精馏塔的进料、塔顶、塔底操作条件及物料组成。同时对精馏塔的基本结构包括塔的主要尺寸进行了计算和选型，对塔顶冷凝器、塔底再沸器、相关管道尺寸及储罐等进行了计算和选型。在计算设计过程中参考了有关《化工原理》、《化学工程手册》、《冷换设备工艺计算手册》、《炼油设备基础知识》、《石油加工单元过程原理》等方面的资料，为精馏塔的设计计算提供了技术支持和保证。
通过对精馏塔进行设计和物料衡算等方面的计算，进一步加深了对化工原理、石油加工单元过程原理等的理解深度，开阔了视野，提高了计算、绘图、计算机的使用等方面的知识和能力，为今后在工作中进一步发挥作用打下了良好的基础。

第1章 精馏方案的说明

本精馏方案适用于工业生产中苯-甲苯溶液二元物系中进行苯的提纯。精馏塔苯塔的产品要求纯度很高，达99.9％以上，而且要求塔顶、塔底产品同时合格，以及两塔顶温度变化很窄(0.02℃)，普通的精馏温度控制远远达不到这个要求。故在实际生产过程控制中只有采用灵敏板控制才能达到要求。故苯塔采用温差控制。

第1.1节 操作压力

精馏操作在常压下进行，因为苯沸点低，适合于在常压下操作而不需要进行减压操作或加压操作。同时苯物系在高温下不易发生分解、聚合等变质反应且为液体（不是混合气体）。所以，不必要用加压减压或减压精馏。另一方面，加压或减压精馏能量消耗大，在常压下能操作的物系一般不用加压或减压精馏。

第1.2节 进料状态

进料状态直接影响到进料线（q线）、操作线和平衡关系的相对位置，对整个塔的热量衡算也有很大的影响。和泡点进料相比：若采用冷进料，在分离要求一定的条件下所需理论板数少，不需预热器，但塔釜热负荷（一般需采用直接蒸汽加热）从总热量看基本平衡，但进料温度波动较大，操作不易控制；若采用露点进料，则在分离要求一定的条件下，所需理论板数多，进料前预热器负荷大，能耗大，同时精馏段与提馏段上升蒸汽量变化较大，操作不易控制，受外界条件影响大。
泡点进料介于二者之间，最大的优点在于受外界干扰小，塔内精馏段、提馏段上升蒸汽量变化较小，便于设计、制造和操作控制。

第1．3节 采用强制回流（冷回流）

采用冷回流的目的是为了便于控制回流比，回流方式对回流温度直接影响。

第1．4节 塔釜加热方式、加热介质

塔釜采用列管式换热器作为再沸器间接加热方式，加热介质为水蒸汽。

第1．5节 塔顶冷凝方式、冷却介质

塔顶采用列管式冷凝冷却器，冷却介质用冷却水。

第1．6节 流程说明

由于上游装置没有后加氢单元，所以在重整反应过程中生成的烯烃会带到本装置原料中， 烯烃的存在，会导致苯、甲苯产品的酸洗比色不合格，因此必须进行烯烃的加氢饱和。
本装置流程包括烯烃加氢反应单元和精馏单元两部分。
烯烃加氢反应单元：原料经过进料泵加压后进入换热器E101与反应生成油交换热量后，进入加热炉L101进行加热，再进入反应器R101，经过烯烃饱和加氢反应后进入热交换器E101冷却后，进入油气分离器V101，油进入精馏原料中间罐。
本精馏方案采用节能型强制回流进行流程设计，并附有在恒定进料量、进料组成和一定分离要求下的自动控制系统以保证正常操作。
精馏过程：30OC原料液从原料罐经进料泵进入原料换热器E102再经原料预热器进行预热进一步预热至泡点（97.65OC，加热介质为水蒸汽），温度升至约97.65oC,从进料口进入精馏塔T101进行精馏，塔顶气温度为81.52oC部分冷凝后的气液混合物进入塔顶冷却器（冷却介质为冷却水），冷凝后的物料进入回流罐V102，然后再通过回流泵，将料液一部分作为回流也打入塔顶，另一部分作为塔顶产品经产品冷却器进入产品储罐V103，再经产品泵P104/AB输送产品。塔釜内液体一部分进入再沸器E103，经水蒸汽加热后，回流至塔釜，另一部分与原料换热器换热后排入甲苯储罐。在整个流程中，所有的泵出口都装有压力表，所有的储槽都装有放空阀，以保证储槽内保持常压。

第1.7节 筛板塔的特性

筛板塔是最早使用的板式塔之一，它的主要优点：
（1）结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60%左右，为浮阀塔的80%左右；
（2）在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%-40%；
（3）塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；
（4）气体压力降较小，每板压力降比泡罩塔约低30%左右。
筛板塔的缺点是：小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液。

第1.8节 生产性质及用途

1.8.1 苯的性质及用途
苯是一种易燃、易挥发、有毒的无色透明液体，易燃带有特殊芳香气味的液体。分子式C6H6，相对分子量78.11，相对密度0.8794(20℃)，熔点5.51℃，沸点80.1℃，闪点-10.11℃(闭杯)，自燃点562.22℃，蒸气密度2.77kg/m3，蒸气压13.33kPa(26.1 ℃)， 标准比重为0.829。蒸气与空气混合物爆炸限1.4%～8.0%。不溶于水，与乙醇、氯仿、乙醚、二硫化碳、四氯化碳、冰醋酸、丙酮、油混溶。遇热、明火易燃烧、爆炸。能与氧化剂，如五氟化溴、氯气、三氧化铬、高氯酸、硝酰、氧气、臭氧、过氯酸盐、(三氯化铝+过氯酸氟)、(硫酸+高锰酸盐)、过氧化钾、(高氯酸铝+乙酸)、过氧化钠发生剧烈反应，不能与乙硼烷共存。苯是致癌物之一。苯是染料、塑料、合成树脂、合成纤维、药物和农药等的重要原料，也可用作动力燃料及涂料、橡胶、胶水等溶剂。质量标准：见表1－1。

表1-1 纯苯质量标准（GB/T2283-93）
项目 指标
特级 一级 二级 三级
外观 室温（18~25℃）下透明液体，不深于每1000mL水中含有0.003g重铬酸钾溶液的颜色
密度（20℃）/kg/m3
沸程/℃
大气压下（80.1℃）
酸洗比色
溴价/(g/100mL)
结晶点/℃
二硫化碳/(gBr/100mL)
噻吩/(g/100mL) 876~880
中性实验 中性
水分 室温（18~20℃）下目测无可见不溶水

1.8.2 甲苯的性质
甲苯有强烈的芳香气味，无色有折射力的易挥发液体,气味似苯。分子式C7H8，相对分子质量92.130，相对密度0.866(20℃/4℃)，熔点-95～-94.5℃，沸点110.4℃，闪点4.44℃(闭杯)，自燃点480℃，蒸气密度3.14 kg/m3，蒸气压4.89kPa(30℃) 比重D 4℃20℃、0.866，，蒸气与空气混合物的爆炸极限为1.27%～7%。几乎不溶于水，与乙醇、氯仿、乙醚、丙酮、冰醋酸、二硫化碳混溶。遇热、明火或氧化剂易着火。遇明火或与(硫酸+硝酸)、四氧化二氮、高氯酸银、三氟化溴、六氟化铀等物质反应能引起爆炸。流速过快(超过3m/s)有产生和积聚静电危险。甲苯可用氯化、硝化、磺化、氧化及还原等方法之前染料、医药、香料等中间体及炸药、精糖。由于甲苯的结晶点很低，故可用作航空燃料及内燃机燃料的添加剂。质量标准：见表1－2。

表1-2 甲苯质量标准（GB/T2284-93）
项目 指标
特级 一级 二级
外观 室温（18~25℃）下透明液体，不深于每1000mL水中含有0.003g重铬酸钾溶液的颜色
密度（20℃）/(kg/m3)
沸程/℃
大气压下（110.6℃）
酸洗比色
溴价/（gBr/100mL） 863~868
中性实验 中性
水分 室温（18~20℃）下目测无可见不溶水

第1.9 安全与环保

1.9.1 安全注意事项
苯类产品是易燃、易爆、有毒的无色透明液体，其蒸汽与空气混合能形成爆炸性混合物，因此，应特别注意防火，强化安全措施。
（1）不准有明火和火花，设备必须密封，以减少苯蒸汽挥发散发入容器中，设备的放散管应通入大气，其管口用细金属网遮蔽，使贮槽或蒸馏设备中的苯类产品不致因散出蒸汽回火而引起燃烧，厂房应设有良好的通风设备，防止苯类蒸汽的聚集。
（2）所有金属结构应按规定在几个地点上接地，为防止液体自由下落而引起静电荷的产生，将引入贮槽中所有管道均应安装到接近贮槽的底部，电动机应放在单独的厂房内。
（3）应设有泡沫灭火器和蒸汽灭火装置，不能用水灭火。
（4）工人进入贮槽或设备进行清扫或修理前,油必须全部放空,所有管道均需切断,设备应用水蒸汽彻底清扫后才允许进入并注意通风,检修人员没有动火证严禁在生产区域内动火。
（5）进入生产区域或生产无关人员，不得乱动设备和计量仪表等。
（6）及时清除设备管线泄漏情况，严防中毒着火、爆炸等事故的发生。
（7）泄漏应急处理迅速撤离泄漏污染区人员至安全区，并进行隔离，严格限制出入。切断火源。建议应急处理人员戴自给正压式呼吸器，穿消防防护服。尽可能切断泄漏源，防止进入下水道、排洪沟等限制性空间。小量泄漏：用活性炭或其它惰性材料吸收。也可以用不燃性分散剂制成的乳液刷洗，洗液稀释后放入废水系统。大量泄漏：构筑围堤或挖坑收容；用泡沫覆盖，抑制蒸发。用防爆泵转移至槽车或专用收集器内，回收或运至废物处理场所处置。
1.9.2 环境保护
认真执行环境保护方针、政策、坚持污染防治设施与生产装置同时设计、同时施工、同时投产。现将“三废”治理措施分析述如下：
（1）废水：各设备间接冷却水回收用于炼焦车间熄焦用，工艺产品分离水送往生化装置进行处理。设备冲洗水经初步沉淀和油水分离后送入生化处理。
（2）废气：水凝气体回收引入列管户前燃烧，产品贮槽加水喷淋装置和氮密封措施，防止挥发污染大气环境。
（3）废渣：生产过程中生产的废渣送往回收工段作为原料使用。
定期检测个生产岗位苯含量和生产下水中各污染均含量，严防超标现象的发生。

第2章 烯烃加氢饱和单元分析
2.1 反应机理及影响因素分析
（1）反应机理
单烯烃 CnH2n+H2→CnH2n+2
双烯烃 CnH2n-2+2H2→CnH2n+2
环烯烃

烯烃的加氢饱和反应也为耗氢和放热反应。
(2) 烯烃的加氢饱和反应过程的影响因素
烯烃的加氢饱和反应过程的影响因素除催化剂性能外，主要有原料性质、反应温度、反应压力、氢油比和空速等。
①原料性质
加工烯烃含量较高的原料时，需要较高的反应苛刻度（即较高的反应压力和反应温度，较低的反应空速）。此外一定要注意原料油罐的惰性气体保护，最好是直接进装置，避免中间与空气接触发生氧化生成胶质，导致催化剂失活加快。
②反应温度
反应温度通常是指催化剂床层平均温度。烯烃的加氢饱和反应是一种放热反应，提高反应温度不利于加氢反应的化学平衡，但能明显提高化学反应速度，提高精制深度。过高的反应温度会促进加氢裂化副反应的发生，使产品液体收率下降，导致催化剂上积炭速率加快，降低催化剂使用寿命；反应温度过低，不能保证将杂质除净。
在很高温度下，烯烃饱和度有一个明显的限制，结果使在高温操作比低温操作的产品中有更多的残存烯烃，当原料中有明显的轻组分，使用新催化剂时硫化氢与烯烃反应生成醇，在较低温度下操作可避免硫醇的生成。
根据催化剂活性和原料油中的烯烃含量，一般预加氢的反应温度为150～180℃。随着运转时间的延长，逐步提高反应温度，以补偿催化剂的活性降低。
③反应压力
当要求一定的产品质量时，压力的选择主要是考虑催化剂的使用寿命和原料油中的烯烃含量。一般而言，压力愈高，催化剂操作周期愈长；原料油烯烃含量愈高，选择操作压力也愈高。提高反应压力将促进加氢反应速度，增加精制深度，并可保持催化剂的活性。但压力过高会促进加氢裂解反应，使产品总液收下降，同时过高的反应压力会增加投资及运转费用。
④氢油比
所谓氢油比是反映标准状态时，氢气流量与进料量的比值。可用H2/HC表示。提高氢油比，不仅有利于加氢反应的进行，并能防止结焦，起到保护催化剂的作用。但是，在原料油进料一定的情况下，氢油比过大会减少原料油与催化剂接触时间，反而对加氢反应不利，导致精制深度下降，产品质量下降，同时也增大了系统压降和压缩机负荷，操作费用增加。
⑤空速
空速指单位（质量或体积）催化剂在单位时间内处理的原料量，简写为h-1 。空速分为质量空速和体积空速。常用体积空速（LHSV），它的倒数相当于反应接触时间，称为假接触时间。因此空速的大小意味着原料与催化剂接触时间的长短。空速过大，即单位催化剂处理的原料量越多，其接触时间应越短，影响了精制深度；空速过小增加了加氢裂解反应，使产品液收率下降，运转周期缩短，降低了装置的处理量。
2.2 物料平衡

表2-1烯烃加氢反应单元物料数据 单位：吨/日
入 方 出 方
原料油 43.2 精馏进料 42.32
氢气 0.52 损失 1.40

合计 43.72 合计 43.72

2.3 能量平衡（以加热炉为例）
2.3.1 原料进出加热炉数据
原料进出加热炉数据见表2-2。
表2-2 原料进出加热炉数据
入 方（80℃） 出 方（160℃）
单位
项目 组成 数据 焓值 热量 单位
项目 组成 数据 焓值 热量
m% Kcal/kg wkcal m% Kcal/kg wkcal
原
料
油 苯 0.7 130 16.38 原
料
油 苯 0.7 154 19.40
甲苯 0.3 128 6.912 甲苯 0.3 158 8.532
烯烃 烯烃
氢气 540 1.170 氢气 1090 2.362
合计 24.462 合计 30.294
注：原料中烯烃含量很少在计算过程中可忽略不计。
2.3.2 加热炉热平衡
由表2-2可以知道，原料油经过加热炉后，热量增加值为：5.832wkcal/t.
加热炉需要燃烧瓦斯进行提供。加热炉用瓦斯组成见表2-3。
表2-3 加热炉用瓦斯组成及焓值计算表
成份组成 体积热值 分析数据 焓值
1 氢气 2650 44.91 1190.115
2 氧气 0 11.73 0
3 氮气 0 40.56 0
4 二氧化碳 0.02 0
5 一氧化碳 3018 0 0
6 甲烷 8529 1.61 137.3169
7 乙烷 15186 0.48 72.8928
8 乙烯 14204 0.42 59.6568
9 丙烷 21742 0.05 10.871
10 丙烯 20638 0.07 14.4466
11 异丁烷 26100 0.03 7.83
12 正丁烷 28281 0.03 8.4843
13 正丁烯 27160 0.02 5.432
14 异丁烯 27160 0.01 2.716
15 反丁烯 27160 0.02 5.432
16 顺丁烯 27160 0.01 2.716
17 碳五以上 34818 0.03 10.4454
合计 100 1528.3548

第七章 参考文献

1 化工原理》上下册.化学工业出版社.2006年5月第3版
2 冯伯华.《化学工程手册》第1、2、3、6卷.化学工业出版社.1989年10月第1版
3 包丕琴.《华工原理课程设计指导书》.北京化工大学化工原理教研室.1997年4月
4 陈洪钫.《化工分离过程》，化学工业出版社，1995年5月第1版
5 陈钟秀.《化工热力学》.化学工业出版社.1993年11月第1版
6 沈复等.《石油加工单元过程原理》上下册.中国石化出版社.2004年8月第1版
7.刘巍等.《冷换设备工艺计算手册》.中国石化出版社.2003年9月第1版
8.马秉骞主编.《炼油设备基础知识》中国石化出版社.2003年1月第1版
9.周志成等.《石油化工仪表自动化》中国石化出版社.1994年5月第1版
10.田顾慧.《化工设备》中国石化出版社.1996年6月第1版
11.沈复 李阳初.《石油加工单元过程原理》中国石化出版社.2004年8月第1版
12.陆美娟.《化工原理》化学工业出版社. 2006年1月第10版
符号说明
A换热面积m2
Aa 鼓泡区面积m2
Af 降液管横截面积m2
An 有效传质区面积m2
Ao 筛孔面积m2
AT塔横截面积m2
A 质量分率-
C 负荷系数-
CP 比热KJ/Kg．OC(KJ/Kg．K)
D 塔顶产品流率Kmol/h(Kg/h)
Dg 公称直径m
DT塔径m
D 管内径 mm
d1 管外径 mm
do 孔径 mm
dm 管平均直径mm
E 液流收缩系数-
ET全塔板效率-
ev 雾沫夹带量Kg液体/Kg气体
F 进料流率 Kmol/h(Kg/h)
H 塔高m
HL板上清夜层高度mm
HT板间距 m
Hd降液管内清夜层高度m
HD塔顶空间高度 m
HB塔底空间高度 m
hd 气体通过干板压降m
ho 降液管下沿到塔板间距离m
how 溢流堰上液头高 m
hp 气体通过塔扳压降m
hr 液体通过降液管的压降m
hw 溢流堰高度m
hσ液体表面张力引起的压降m
Ko 以内壁为基准的总传热系数Kcal/m2．H．oC
K稳定系数
L 液体流量 Kmol/h(Kg/h,m3/h)
lW溢流堰堰长
ms 冷却剂质量流量 Kg/h
N 实际塔板数 -
NT 理论塔板数 -
Nt 换热器总管数 -
N 开孔数
Q 换热器热负荷 W
R 回流比 -
Rmim 最小回流比 -
Rsi 换热管内垢阻系数 m2•h•oC/Kcal
r 气化潜热 KJ/Kg
Tc 临界温度 K
T 孔间距 mm
Tp 板厚度 mm
ua 以鼓泡区面积为基准的气速 m/s
uf 液泛气速 m/s
un 空塔气速 m/s
uo 以筛孔面积为基准的气速 m/s
uow 漏液点气速 m/s
V 塔内上升气体流量 Kmol/h(Kg/h,m3/h)
W 塔釜采出液体量 Kmol/h(Kg/h)
Wc 边缘区宽度 m(mm)
Wd 降液管宽度 m(mm)
Ws 塔板入口安定区宽度 m(mm)
Ws’ 塔板出口安定区宽度 m(mm)
X 液相摩尔分率 -
Y 气相摩尔分率 -
A 相对挥发度 -
Ai 以内壁为基准的传热膜系数 Kcal/m2•h•oC
Ao 以外壁为基准的传热膜系数 Kcal/m2•h•oC
β 充气系数 -
σ 表面张力 dyn/cm2
ρL 液相密度 Kg/m3
ρv(g) 气相密度 Kg/m3
μ 粘度 Cp
开孔率 -
Ф 装料系数 -
τ 停留时间 s
λ

『玖』 《化工热力学》第三版课后习题答案，陈钟秀 顾飞燕 胡望明 编著，化学工业出版社

第二章
2-1.使用下述方法计算1kmol甲烷贮存在体积为0.1246m3、温度为50℃的容器中产生的压力：（1）理想气体方程；（2）R-K方程；（3）普遍化关系式。
解：甲烷的摩尔体积V=0.1246 m3/1kmol=124.6 cm3/mol
查附录二得甲烷的临界参数：Tc=190.6K Pc=4.600MPa Vc=99 cm3/mol ω=0.008
(1) 理想气体方程
P=RT/V=8.314×323.15/124.6×10-6=21.56MPa
(2) R-K方程

∴

=19.04MPa
(3) 普遍化关系式
＜2
∴利用普压法计算，
∵
∴

迭代：令Z0=1→Pr0=4.687 又Tr=1.695，查附录三得：Z0=0.8938 Z1=0.4623
=0.8938+0.008×0.4623=0.8975
此时，P=PcPr=4.6×4.687=21.56MPa
同理，取Z1=0.8975 依上述过程计算，直至计算出的相邻的两个Z值相差很小，迭代结束，得Z和P的值。
∴ P=19.22MPa
2-2.分别使用理想气体方程和Pitzer普遍化关系式计算510K、2.5MPa正丁烷的摩尔体积。已知实验值为37017.5px3/mol。
解：查附录二得正丁烷的临界参数：Tc=425.2K Pc=3.800MPa Vc=99 cm3/mol ω=0.193
（1）理想气体方程
V=RT/P=8.314×510/2.5×106=1.696×10-3m3/mol
误差：
（2）Pitzer普遍化关系式
对比参数： —普维法
∴

=-0.2326+0.193×0.05874=-0.2213
=1-0.2213×0.6579/1.199=0.8786
∴ PV=ZRT→V= ZRT/P=0.8786×8.314×510/2.5×106=1.49×10-3 m3/mol
误差：
2-3.生产半水煤气时，煤气发生炉在吹风阶段的某种情况下，76%（摩尔分数）的碳生成二氧化碳，其余的生成一氧化碳。试计算：（1）含碳量为81.38%的100kg的焦炭能生成1.1013MPa、303K的吹风气若干立方米？（2）所得吹风气的组成和各气体分压。
解：查附录二得混合气中各组分的临界参数：
一氧化碳(1)：Tc=132.9K Pc=3.496MPa Vc=93.1 cm3/mol ω=0.049 Zc=0.295
二氧化碳(2)：Tc=304.2K Pc=7.376MPa Vc=94.0 cm3/mol ω=0.225 Zc=0.274
又y1=0.24，y2=0.76
∴(1)由Kay规则计算得：

—普维法
利用真实气体混合物的第二维里系数法进行计算

又

∴

∴
∴→V=0.02486m3/mol
∴V总=n V=100×103×81.38%/12×0.02486=168.58m3
(2)

2-4.将压力为2.03MPa、温度为477K条件下的2.83m3NH3压缩到0.142 m3，若压缩后温度448.6K，则其压力为若干？分别用下述方法计算：（1）Vander Waals方程；（2）Redlich-Kwang方程；（3）Peng-Robinson方程；（4）普遍化关系式。
解：查附录二得NH3的临界参数：Tc=405.6K Pc=11.28MPa Vc=72.5 cm3/mol ω=0.250
(1) 求取气体的摩尔体积
对于状态Ⅰ：P=2.03 MPa、T=447K、V=2.83 m3
—普维法
∴

→V=1.885×10-3m3/mol
∴n=2.83m3/1.885×10-3m3/mol=1501mol
对于状态Ⅱ：摩尔体积V=0.142 m3/1501mol=9.458×10-5m3/mol T=448.6K
(2) Vander Waals方程

(3) Redlich-Kwang方程

(4) Peng-Robinson方程
∵
∴

∴

(5) 普遍化关系式
∵ ＜2 适用普压法，迭代进行计算，方法同1-1（3）
2-6.试计算含有30%（摩尔分数）氮气（1）和70%（摩尔分数）正丁烷（2）气体混合物7g,在188℃、6.888MPa条件下的体积。已知B11=350px3/mol，B22=-6625px3/mol，B12=-9.125px3/mol。
解：

→V(摩尔体积)=4.24×10-4m3/mol
假设气体混合物总的摩尔数为n，则
0.3n×28+0.7n×58=7→n=0.1429mol
∴V= n×V(摩尔体积)=0.1429×4.24×10-4=60.57 cm3
2-8.试用R-K方程和SRK方程计算273K、101.3MPa下氮的压缩因子。已知实验值为2.0685
解：适用EOS的普遍化形式
查附录二得NH3的临界参数：Tc=126.2K Pc=3.394MPa ω=0.04
（1）R-K方程的普遍化

∴ ①
②
①、②两式联立，迭代求解压缩因子Z
（2）SRK方程的普遍化

∴ ①
②
①、②两式联立，迭代求解压缩因子Z
第三章
3-1. 物质的体积膨胀系数和等温压缩系数的定义分别为：，。试导出服从Vander Waals状态方程的和的表达式。
解：Van der waals 方程
由Z=f(x,y)的性质得
又
所以

故

3-2. 某理想气体借活塞之助装于钢瓶中，压力为34.45MPa，温度为93℃，反抗一恒定的外压力3.45 MPa而等温膨胀，直到两倍于其初始容积为止，试计算此过程之、、、、、、、Q和W。
解：理想气体等温过程，=0、=0
∴ Q=-W==2109.2 J/mol
∴ W=-2109.2 J/mol
又 理想气体等温膨胀过程dT=0、
∴
∴ =5.763J/(mol·K)
=-366×5.763=-2109.26 J/(mol·K)
=-2109.26 J/(mol·K)
=-2109.26 J/(mol·K)
=2109.2 J/mol
3-3. 试求算1kmol氮气在压力为10.13MPa、温度为773K下的内能、焓、熵、、和自由焓之值。假设氮气服从理想气体定律。已知：
（1）在0.1013 MPa时氮的与温度的关系为；
（2）假定在0℃及0.1013 MPa时氮的焓为零；
（3）在298K及0.1013 MPa时氮的熵为191.76J/(mol·K)。
3-4. 设氯在27℃、0.1 MPa下的焓、熵值为零，试求227℃、10 MPa下氯的焓、熵值。已知氯在理想气体状态下的定压摩尔热容为

解：分析热力学过程

-H1R H2R
-S1R S2R

查附录二得氯的临界参数为：Tc=417K、Pc=7.701MPa、ω=0.073
∴(1)300K、0.1MPa的真实气体转换为理想气体的剩余焓和剩余熵
Tr= T1/ Tc=300/417=0.719 Pr= P1/ Pc=0.1/7.701=0.013—利用普维法计算

又
代入数据计算得=-91.41J/mol、=-0.2037 J/( mol·K)
(2)理想气体由300K、0.1MPa到500K、10MPa过程的焓变和熵变

=7.02kJ/mol

=-20.39 J/( mol·K)
(3) 500K、10MPa的理想气体转换为真实气体的剩余焓和剩余熵
Tr= T2/ Tc=500/417=1.199 Pr= P2/ Pc=10/7.701=1.299—利用普维法计算

又
代入数据计算得=-3.41KJ/mol、=-4.768 J/( mol·K)
∴=H2-H1= H2=-++=91.41+7020-3410=3.701KJ/mol
= S2-S1= S2=-++=0.2037-20.39-4.768=-24.95 J/( mol·K)
3-5. 试用普遍化方法计算二氧化碳在473.2K、30 MPa下的焓与熵。已知在相同条件下，二氧化碳处于理想状态的焓为8377 J/mol，熵为-25.86 J/(mol·K).
解：查附录二得二氧化碳的临界参数为：Tc=304.2K、Pc=7.376MPa、ω=0.225
∴ Tr= T/ Tc=473.2/304.2=1.556 Pr= P/ Pc=30/7.376=4.067—利用普压法计算
查表，由线性内插法计算得出：

∴由、计算得：
HR=-4.377 KJ/mol SR=-7.635 J/( mol·K)
∴H= HR+ Hig=-4.377+8.377=4 KJ/mol
S= SR+ Sig=-7.635-25.86=-33.5 J/( mol·K)
3-6. 试确定21℃时，1mol乙炔的饱和蒸汽与饱和液体的U、V、H和S的近似值。乙炔在0.1013MPa、0℃的理想气体状态的H、S定为零。乙炔的正常沸点为-84℃,21℃时的蒸汽压为4.459MPa。
3-7. 将10kg水在373.15K、0.1013 MPa的恒定压力下汽化，试计算此过程中、、、和之值。
3-8. 试估算纯苯由0.1013 MPa、80℃的饱和液体变为1.013 MPa、180℃的饱和蒸汽时该过程的、和。已知纯苯在正常沸点时的汽化潜热为3.733 J/mol；饱和液体在正常沸点下的体积为95.7 cm3/mol；定压摩尔热容；第二维里系数。
解：1.查苯的物性参数：Tc=562.1K、Pc=4.894MPa、ω=0.271
2.求ΔV
由两项维里方程

3.计算每一过程焓变和熵变
（1）饱和液体（恒T、P汽化）→饱和蒸汽
ΔHV=30733KJ/Kmol
ΔSV=ΔHV/T=30733/353=87.1 KJ/Kmol·K
（2）饱和蒸汽（353K、0.1013MPa）→理想气体
∵

点（Tr、Pr）落在图2-8图曲线左上方，所以，用普遍化维里系数法进行计算。
由式（3-61）、（3-62）计算

∴

∴

（3）理想气体（353K、0.1013MPa）→理想气体（453K、1.013MPa）

（4）理想气体（453K、1.013MPa）→真实气体（453K、1.013MPa）

点（Tr、Pr）落在图2-8图曲线左上方，所以，用普遍化维里系数法进行计算。
由式（3-61）、（3-62）计算

∴
4.求

3-9. 有A和B两个容器，A容器充满饱和液态水，B容器充满饱和蒸气。两个容器的体积均为1L，压力都为1MPa。如果这两个容器爆炸，试问哪一个容器被破坏的更严重？假定A、B容器内物质做可逆绝热膨胀，快速绝热膨胀到0.1 MPa。
3-10. 一容器内的液体水和蒸汽在1MPa压力下处于平衡状态，质量为1kg。假如容器内液体和蒸汽各占一半体积，试求容器内的液体水和蒸汽的总焓。
解：查按压力排列的饱和水蒸汽表，1MPa时，

根据题意液体和蒸汽各占一半体积，设干度为x
则

解之得：
所以

3-11. 过热蒸汽的状态为533Khe 1.0336MPa，通过喷嘴膨胀，出口压力为0.2067MPa，如果过程为可逆绝热且达到平衡，试问蒸汽在喷嘴出口的状态如何？
3-12. 试求算366K 、2.026MPa 下1mol乙烷的体积、焓、熵与内能。设255K 、0.1013MPa时乙烷的焓、熵为零。已知乙烷在理想气体状态下的摩尔恒压热容

3-13. 试采用RK方程求算在227℃、5 MPa下气相正丁烷的剩余焓和剩余熵。
解：查附录得正丁烷的临界参数：Tc=425.2K、Pc=3.800MPa、ω=0.193
又R-K方程：
∴

∴
试差求得：V=5.61×10-4m3/mol
∴

∴
∴

3-14. 假设二氧化碳服从RK状态方程，试计算50℃、10.13 MPa时二氧化碳的逸度。
解：查附录得二氧化碳的临界参数：Tc=304.2.2K、Pc=7.376MPa
∴

又
∴
迭代求得：V=294.9cm3/mol
∴

∴
∴
∴f=4.869MPa
3-15. 试计算液态水在30℃下，压力分别为（a）饱和蒸汽压、（b）100×105Pa下的逸度和逸度系数。已知：（1）水在30℃时饱和蒸汽压pS=0.0424×105Pa；（2）30℃，0～100×105Pa范围内将液态水的摩尔体积视为常数，其值为0.01809m3/kmol；（3）1×105Pa以下的水蒸气可以视为理想气体。
解：（a）30℃，Ps=0.0424×105Pa
∵汽液平衡时，
又1×105Pa以下的水蒸气可以视为理想气体，Ps=0.0424×105Pa＜1×105Pa
∴30℃、0.0424×105Pa下的水蒸气可以视为理想气体。
又 理想气体的fi=P
∴

（b）30℃，100×105Pa
∵

∴

3-16. 有人用A和B两股水蒸汽通过绝热混合获得0.5MPa的饱和蒸汽，其中A股是干度为98％的湿蒸汽，压力为0.5MPa，流量为1kg/s；而B股是473.15K，0.5MPa的过热蒸汽，试求B股过热蒸汽的流量该为多少？
解：A股：查按压力排列的饱和水蒸汽表， 0.5MPa（151.9℃）时，

B股： 473.15K，0.5MPa的过热蒸汽
根据题意，为等压过程，

忽略混合过程中的散热损失，绝热混合 Qp = 0，所以 混合前后焓值不变
设B股过热蒸汽的流量为 x kg/s，以1秒为计算基准，列能量衡算式

解得：

该混合过程为不可逆绝热混合，所以 混合前后的熵值不相等。
只有可逆绝热过程，
因为是等压过程，该题也不应该用 进行计算。
第四章
4-1. 在20℃、0.1013MPa时，乙醇（1）与H2O（2）所形成的溶液其体积可用下式表示：
。试将乙醇和水的偏摩尔体积、表示为浓度x2的函数。
解：由二元溶液的偏摩尔性质与摩尔性质间的关系：

得：
又
所以

4-2. 某二元组分液体混合物在固定T及P下的焓可用下式表示：。式中，H单位为J/mol。试确定在该温度、压力状态下（1）用x1表示的和；（2）纯组分焓H1和H2的数值；（3）无限稀释下液体的偏摩尔焓和的数值。
解：（1）已知 （A）
用x2=1- x1带入（A），并化简得： （B）
由二元溶液的偏摩尔性质与摩尔性质间的关系：
，
得： ，
由式（B）得：
所以 （C） （D）
（2）将x1=1及x1=0分别代入式（B）得纯组分焓H1和H2

（3）和是指在x1=0及x1=1时的和，将x1=0代入式（C）中得：，将x1=1代入式（D）中得：。
4-3. 实验室需要配制30000px3防冻溶液，它由30%的甲醇（1）和70%的H2O（2）（摩尔比）组成。试求需要多少体积的25℃的甲醇与水混合。已知甲醇和水在25℃、30%（摩尔分数）的甲醇溶液的偏摩尔体积：，。25℃下纯物质的体积：，。
解：由得：
代入数值得：V=0.3×38.632+0.7×17.765=24.03cm3/mol
配制防冻溶液需物质的量：
所需甲醇、水的物质的量分别为：

则所需甲醇、水的体积为：

将两种组分的体积简单加和：
则混合后生成的溶液体积要缩小：
4-4. 有人提出用下列方程组表示恒温、恒压下简单二元体系的偏摩尔体积：

式中，V1和V2是纯组分的摩尔体积，a、b只是T、P的函数。试从热力学角度分析这些方程是否合理？
解：根据Gibbs-Duhem方程 得
恒温、恒压下
或
由题给方程得 （A）
（B）
比较上述结果，式（A）≠式（B），即所给出的方程组在一般情况下不满足Gibbs-Duhem方程，故不合理。
4-5.试计算甲乙酮（1）和甲苯（2）的等分子混合物在323K和2.5×104Pa下的、和f。
4-6.试推导服从van der waals 方程的气体的逸度表达式。

4-9.344.75K时，由氢和丙烷组成的二元气体混合物，其中丙烷的摩尔分数为0.792，混合物的压力为3.7974MPa。试用RK方程和相应的混合规则计算混合物中氢的逸度系数。已知氢-丙烷系的kij=0.07, 的实验值为1.439。
解：已知混合气体的T=344.75K P=3.7974MPa，查附录二得两组分的临界参数
氢（1）： y1=0.208 Tc=33.2K Pc=1.297MPa Vc=65.0 cm3/mol ω=-0.22
丙烷（2）：y1=0.792 Tc=369.8K Pc=4.246MPa Vc=203 cm3/mol ω=0.152
∴

∵
∴

①
②
联立①、②两式，迭代求解得：Z=0.7375 h=0.09615
所以，混合气体的摩尔体积为：

∴

分别代入数据计算得：
4-10.某二元液体混合物在固定T和P下其超额焓可用下列方程来表示：HE=x1x2(40x1+20x2).其中HE的单位为J/mol。试求和（用x1表示）。
4-12.473K、5MPa下两气体混合物的逸度系数可表示为：。式中y1和y2为组分1和组分2 的摩尔分率，试求、的表达式，并求出当y1 =y2=0.5时，、各为多少？
4-13.在一固定T、P下，测得某二元体系的活度系数值可用下列方程表示： （a）
（b）
试求出的表达式；并问（a）、（b）方程式是否满足Gibbs-Duhem方程？若用（c）、（d）方程式表示该二元体系的活度数值时，则是否也满足Gibbs-Duhem方程？
（c）
（d）

4-17.测得乙腈（1）—乙醛（2）体系在50℃到100℃的第二维里系数可近似地用下式表示：

式中，T的单位是K，B的单位是cm3mol。试计算乙腈和乙醛两组分的等分子蒸气混合物在0.8×105Pa和80℃时的与。

例1.某二元混合物在一定T、P下焓可用下式表示：。其中a、b为常数，试求组分1的偏摩尔焓的表示式。
解：根据片摩尔性质的定义式
又
所以

例2.312K、20MPa条件下二元溶液中组分1的逸度为，式中x1是组分1的摩尔分率，的单位为MPa。试求在上述温度和压力下（1）纯组分1 的逸度和逸度系数；（2）组分1 的亨利常数k1；（3）活度系数与x1的关系式（组分1的标准状态时以Lewis-Randall定则为基准）。
解：在给定T、P下，当x1=1时

根据定义
（2）根据公式
得

（3）因为
所以
例3.在一定的T、P下，某二元混合溶液的超额自由焓模型为（A）式中x为摩尔分数，试求：（1）及的表达式；（2）、的值；（3）将（1）所求出的表达式与公式相结合，证明可重新得到式（A）。
解：（1）
∴

同理得
（2）当x1→0时得
当x2→0时得
（3）

例4已知在298K时乙醇（1）与甲基叔丁基醚（2）二元体系的超额体积为，纯物质的体积V1=58.63cm3·mol-1, V2=118.46cm3·mol-1,试问当1000 cm3的乙醇与500 cm3的甲基叔丁基醚在298K下混合时其体积为多少？
解：依题意可得
n1=1000/58.63=17.056mol
n2=500/118.46=4.221mol
n=n1+n2=17.056+4.221=21.227mol
∴ x1= n1/n=17.056/21.227=0.802
x2= n2/n=4.221/21.227=0.198
由于x1+x2=1，所以

=0.802×0.198×[-0.806×0.802-1.264×0.198]
=-0.142 cm3·mol-1
混合时体积Vt=n1V1+n2V2+nVE
=1000+500+21.227× (-0.142)
=1496.979 cm3
若将两种组分的体积简单加和，将为1500 cm3，而形成溶液时则为1496.979 cm3，体积要缩小0.202%。

『拾』 2014年中国石油大学北京化工热力学在线考试(主观题)

中国石油大学远程教育

《 化工热力学 》

一、请学生运用所学的化工热力学知识，从以下给定的题目中选择至少选择2个题目进行论述：（总分100分）

1.教材中给出了众多的状态方程，请根据本人的工作或者生活选择一个体系、选择一个状态方程、对其PVT关系的计算准确度进行分析，并提出改进的方向和意见。

丙烯的PVT状态分析

近期我正在新疆五家渠一家焦化厂甲醇车间进行培训，在甲醇净化工段丙烯为利用最多的制冷剂，在学习丙烯压缩工段的同时对丙烯的物化性质也有了深入了解。

丙烯的理化学性质：丙烯是一种无色略带甜味的易燃气体，分子式为CH3CH=CH2，分子量为42.08，沸点-47.7℃，熔点为-185.25℃，其密度为空气的

1.46倍，临界温度为91.8℃，临界压力为4.6Mpa，爆炸极限为2.0~11％（vol）,闪点为-108℃。（因此，丙烯在贮藏时要特别小心，如果发生泄漏，因为它比空气重，积聚在低洼处及地沟中，如在流动过程中遇到火星，则极易引起爆炸，酿成严重后果。）

选择用R-K状态方程计算对液态丙烯的PVT关系计算准确度进行分析，从《化工热力学、陈光进等编著》中查得丙烯的临界数据为Tc=364.9K;pc=46.0*10-1MPa,

下面是上海焦化厂给定的丙烯性质数据。

为了计算方便，用excel换算和简单计算得到新的数据如下:

温度

-40 -30 -20 -10 0 10 20 30 40 压力

atm） 1.401 2.097 3.023 4.257 5.772 7.685 10.046 12.911 16.307 体积

mL/g） 12966 6404 4639 3423 2569 1957 1510 1510 1177 50 20.299 922 （℃）（（

温度

-40 -30 -20 -10 0 10 20 30 40

（℃）

温度（K） 233 243 253 263 273 283 293 303 313 压力P

1.4196 2.1248 3.0631 4.3134 5.8485 7.7868 10.1791 13.0821 16.5231

（1*10-1MPa）

摩尔体积v

54560.928 26948.032 19520.912 14403.984 10810.352 8235.056 6354.080 6354.080 4952.816

(1*10-5m3/mol)

R-K方程：pRT

vba

T0.5vvb

0.42748R2T2.52.5

ac0.427488.3146364.916.3409m6PaK0.5

p.6106mol2

c4

b0.08664RTc0.086648.3146364.95.7145105

p.6106m3mol1

c4

由上表又知道摩尔体积v，故根据R-K方程，用excel可分别计算得到各温

度下的压力值P1：

温度

（℃） -40 -30 -20 -10 0 10 20 30 40 压力P

1*10-1MPa） 1.4196 2.1248 3.0631 4.3134 5.8485 7.7868 10.1791 13.0821 16.5231 20.5680 计算压力

P-11.0288 2.1706 3.1182 4.3903 6.0679 8.2505 11.0602 11.4412 15.1467 19.9288

1(1*10MPa)

用R-K状态方程计算得数据与给定值比较可得如下数据图： 50 323 20.5680 3879.776 50 （

图2 理论制冷循环压焓图

1）制冷压缩机从蒸发器吸取蒸发压力为p0的饱和制冷剂蒸气（状态点1），沿等熵线压缩至冷凝压力pk（状态点2），压缩过程完成。

2）状态点2的高温高压制冷剂蒸气进入冷凝器，经冷凝器与环境介质空气或水进行热交换，放出热量qk后，沿等压线pk冷却至饱和蒸气状态点2，然后冷凝至饱和液状态点3，冷凝过程完成。在冷却过程（2-2）中制冷剂与环境介

质有温差，在冷凝过程（2-3）中制冷剂与环境介质无温差。

3）状态点3的饱和制冷剂液体经节流元件节流降压，沿等焓线（节流过程中焓值保持不变）由冷凝压力pk降至蒸发压力p0，到达湿蒸气状态点4，膨胀过程完成。

4）状态点4的制冷剂湿蒸气进入蒸发器，在蒸发器内吸收被冷却介质的热量沿等压线p0汽化，到达饱和蒸气状态点1，蒸发过程完成。制冷剂的蒸发温度与被冷却介质间无温差。

理论循环的计算方法：

1、单位质量制冷量 制冷压缩机每输送1kg制冷剂经循环从被冷却介质中制取的冷量称为单位质量制冷量，用q0表示。

q0=h1-h4=r0（1-x4） （1-1）

式中 q0单位质量制冷量（kJ/kg）；

h1与吸气状态对应的比焓值（kJ/kg）；

h4节流后湿蒸气的比焓值（kJ/kg）；

r0蒸发温度下制冷剂的汽化潜热（kJ/kg）；

x4节流后气液两相制冷剂的干度。

单位质量制冷量q0在压焓图上相当于过程线1-4在h轴上的投影（见图1-2）。

2、单位容积制冷量 制冷压缩机每吸入1m3制冷剂蒸气（按吸气状态计）经循环从被冷却介质中制取的冷量，称为单位容积制冷量，用qv表示。

qvq0h1h4v1v1 （1-2）

式中 qv单位容积制冷量（kJ/m3）；

v1制冷剂在吸气状态时的比体积（m3/kg）。

3、理论比功 制冷压缩机按等熵压缩时每压缩输送1kg制冷剂蒸气所消耗的功，称为理论比功，用w0表示。

w0=h2-h1 （1-3）

式中 w0理论比功（kJ/kg）；

h2压缩机排气状态制冷剂的比焓值（kJ/kg）；

h1压缩机吸气状态制冷剂的比焓值（kJ/kg）。

4、单位冷凝热负荷 制冷压缩机每输送1kg制冷剂在冷凝器中放出的热量，称为单位冷凝热负荷，用qk表示。

qk=（h2-h2）+（h2-h3）=h2-h3 （1-4）

式中 qk单位冷凝热负荷（kJ/kg）；

h2与冷凝压力对应的干饱和蒸气状态所具有的比焓值（kJ/kg）； h3与冷凝压力对应的饱和液状态所具有的比焓值（kJ/kg）；

第6/7页

在压焓图中，qk相当于等压冷却、冷凝过程线 2-2-3 在h轴上的投影（见图2）。

比较式（1-1）、式（1-3）、式（1-4）和h4=h3可以看出，对于单级蒸气压缩式制冷理论循环，存在着下列关系

qk = q0 +w0 （1-5）

5、制冷系数 单位质量制冷量与理论比功之比，即理论循环的收益和代价之比，称为理论循环制冷系数，用0表示，即

q0h1h4w0h2h1 （1-6） 0

根据以上几个性能指标，可进一步求得制冷剂循环量、冷凝器中放出的热量、压缩机所需的理论功率等数据。

3.为含苯酚的水溶液处理过程选择合适的相平衡计算方法，给出详细的计算过程和步骤，并对其结果进行分析和讨论。

建立了一种混合电解质溶液相平衡计算的混合整数非线性规划模型，并提出用遗传算法求解。首先基于Gibbs自由能最小化原理，通过对液相、固相析出盐种类编码的处理，建立了电解质体系相平衡计算模型，将相平衡计算问题转化为有约束的最优化问题；其次用遗传算法求解，通过对优化变量采取动态边界的可行域编码方法和序贯收敛技术保证了算法的有效实施，可实现固液平衡计算并得到析出的晶体数、盐的种类、固体的量以及液相组成；最后对多种体系进行了计算，结果表明此方法可行有效。

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