A：容器A中气体表压60kPa，容器B中气体真空度1.2
×104Pa，试求A、B中绝对压力。
A的绝对压力=表压+大气压力=101.325+60=161.325kPa B的绝对压力=表压-大气压力=101.325-12=89.325kPa
常温的水在管路中流动，在截面1处的流速为0.5m/s，管内径为200mm，截面2处的管内径为100mm，由于水的压力，截面1处产生1m高的水柱，试计算在截面1与截面2之间所产生的水柱高度差h为多少（忽略压头损失） uu1=0.5m/s,d=u1==0.2m,d0.5×（2=20.1m 21(d1/d2)2）2=2m/s
伯努利方程的：P221/ρg+u1/2g=P2/ρg+u2/2g 化简求得△P=P1-P2=1.875ρ h= △P/ρg=0.191m=191mm
有一冷藏室，保冷壁30mm软木做成，软木热导率0.043W/(m0C)。若外表面温度为280C，内表面温度为30C，试计算单位表面积的冷量损失。
已知t01=30C,t2=28C, λ=0.043 W/(m0C),b=0.03m单位表面积冷量损失q=λ/b（t1-t2）=(3-28)0.043/0.03=-35.8W/m2
B：某设备进出口表压分别为-12和157kPa，当地大气压为101.3kPa，求进出口绝对压力，及其压力差。 绝对压力=表压+大气压力 进出口压力分别为101.3+（-12）=89.3kPa，101.3+157=258.3kPa；压力差为157-（-12）=169kPa
如图所示，有一高位槽输水系统，管径为φ57mm×3mm。已知水在管路中流动的机械能损失为Σh2f=4.5*u/2，试求水的流量为多少m3/h欲使水的流量增加20%，应将高位槽水面升高多少米？ 管径d=0.05m(57-2*3.5mm) 机械能损失Σhf=4.5*u2/2 ①以留出口截面处水平线为基准面，Z1=5m,Z2=0,u1=0 Z21g=u2/2+45* u22
u2=(2Z1g/46)1/2=(5*9.81/23)=1.46m/s水的流量
qv=Л/4d2u2=Л/4*(0.05)2*1.46=2.87*10-3m3/s=10.3m3/h ②q’v=(1+0.2)qv=1.2qv u’2=1.2u21.2*1.46=1.75m/s Z’g=23(u’2)2 Z’=23*(1.75)2/9.81=7.81 高位槽应升高 7.18-5=2.18m
某工厂用φ170*5mm的无缝钢管输送水蒸气，为了减少沿途的热损失，在管外包两层绝热材料，第一层为30mm矿渣棉，其热导率0.065W/（m*K），第二层为30mm石棉灰，其热导率为0.21W/（m*K）。管内壁温度为3000C，保温层外表面为400C，管道长50m。试求该管道的散热量。钢管热传导率为45W/（m*K） qt1?t4)l?2?(1?lnr21r31r?1?ln2r?1lnr42?3r3 ?2?(300?40)
1ln8511454580?10.065ln11585?0.21ln115=284W/m
Q =qlι=284*50=14.2kW
r1r2r3r4表示中心到钢管、矿渣棉、石棉灰内表面以及石棉灰外表面的距离。
在温度200C、总压0.1MPa下，含有CO20.1（摩尔分数）的空气与含有CO20.00002（摩尔分数）的水溶液接触，试判断CO2的传质方向，并计算传质推动力。如果水溶液中CO2的组成为0.0002（摩尔分数），试判断CO2的传质方向，并计算推动力。
气液相组成都很小，相平衡关系的计算可用亨利定律表达y*=mx。温度200C，从表中查的CO2水溶液的亨利系数E=144MPa，总压p=0.1MPa，相平衡常数m=E/p=144/0.1=1440 (1)已知y=0.1，x=0.00002
用气相组成判断CO2的传质方向 y*=mx=1440*0.00002=0.0288,因y＞y*,固CO2从气相向液相传递。
传质推动力 y-y*=0.1-0.0288=0.0712 用液相组成判断CO2的传质方向 x*因=xy/m=0.1*>x，固/1440=0.0000694
CO2从气相向液相传递。 （2）已知y=0.1，x=0.0002
用气相组成判断CO2的传质方向 y*=mx=1440*0.0002=0.288
因y 想用连续精馏塔分离正戊烷-正己烷混合液，已知xf=0.40，xD=0.95,xw=0.05,q=1.22,R=1.6,试用逐板法计算理论板数与加料板位置。正戊烷与正己烷的平均相对挥发度x=2.92。 xf=0.4,xd=0.95,xw=0.05,q=1.22,R=2.0,x=2.92 相平衡方程 x=y/(x-(x-1)y)=y/(2.92-1.92y) 精馏段操作方程1 y=R x/(R+1)+xD/(R+1)=2x/3+0.95/3=0.667x+0.317 塔釜气相回流比R’ R=(2+’=(R+1)(xf-xw1)*(0.40-0.05)/()/(xD-0.95-xf)+(q-1)(xD-0.40)+(1.22-xw1)*()/(xD-xf) 0.95-0.05)/(0.95-0.40)=2.27 精馏段操作线方程2 y=(R’+1)x/R’-xw/R’=(2.27+1)x/2.27-0.05/2.27=1.44x-0.022 两操作线交点的横坐标为 xf=[(R+1)xf+(q-1)Xd]/(R+q)=0.438 理论板数计算：先交替使用相平衡方程1与精馏段操作方程计算如下 y1=xD=0.95相平衡 x1=0.867 y2=0.895 操作线 x2=0.745 yy3=0.814 =0.717 xx3=0.600 44=0.465 y5=0.627 x5=0.365 以下为交替使用提馏段操作方程2与相平衡方程计算如下 操作线 x5=0.365 y6=0.504 相平衡 x6=0.258 y7=0.350 x7=0.156 y8=0.202 x8=0.0798 y总9=0.093 理论板数为 9 （ 包 括 蒸 x馏9=0.0339 双膜理论基本论点：①当气液两相接触时，两相之间有一个相界面，在相界面的两侧分别存在着呈层流流动的稳定膜层，即前述的有效层流膜层。溶质以分子扩散的方式连续通过这两个膜层。在膜层外的气液两相主体中呈湍流状态。膜层的厚度主要随流体流速而变，流速愈大厚度愈小。 ②在相界面上气液两相互成平衡，界面上没有传质阻力。 ③在膜层以外的主体内，由于充分的湍动，溶质的浓度基本是均匀的，即认为主体中没有浓度梯度存在，换句话说，浓度梯度全部集中在两个膜层内。 气液两膜层的分子扩散，这两薄膜构成了吸收过程的主要阻力，溶质以一定的分压差及浓度差克服两膜层的阻力，膜层以外几乎不存在阻力。