化工原理试题库计算题分解

二：计算题（50分） 1、有某平均相对挥发度为3的理想溶液，其中易挥发组份的组成为60%（縻尔分率，以下相同）的料液于泡点下送入精馏塔。要求馏出液中易挥发组份的组成不小于90%，残液中易挥发组份的组成不大于2%。 求：每获1kmol 馏出液时原料液用量？ 若回流比为1.5 ，它相当于Rmin的多少倍？ 假设料液加到板上后，加料板上的浓度仍为60%，求提馏段第二块理论板上的液相组成？已知：x3x3，xF0.6，xD0.9，xw0.02，q1。相平衡关系：y， 11x12xF=W+D F=W+1， F06w0.0210.9。联立求解得：F1.52Kmol。 3x3.060.818。 最小回流比：q1，xF0.6xq，yq12x12.0.6xDyq0.90.8180.376。 其倍数为：n1.54。 Rmin0.376yqxq0.8180.6提馏段操作线方程：yL'LW'xW.xwLW' ， W0.52，L'LFR.DF1.51.523.02 y1.208x0.00416由x1'0.6， 得：y2'1.208x0.004160.72。 即：提馏段第二块板上的气相组成为0.72. 2、某吸收过程中，平衡关满足亨利定律Y=mX。已知吸收剂和惰性气体的用量分别为L Kmol和hVKmol，吸收过程中进出塔的气、液相浓度分别为 hmV1时，传质 Y1、Y2 、X1、X2。证明当解吸因素LY1dYdYNG VVYmXY2YYY2Y2YmLYX2LY2 Y1dYY1Y1Y2Y1mX2Y1mX2Y2mX2dYN1Y2mX2Y2mX2GY2mX2Y2mX2Y2Y1Y2。 Y2mX2NGY1 3、某干燥器将肥料从含水5%干至0.5% （湿基），干燥器的生产能力Gc为1.5Kg绝干料。物料进s出干燥器的温度分别为210C及660C。湿空气经预热后的温度为1270C，湿度为0.007Kg水，出干燥器的温度为620C。若干燥器内无补充热量，热损失忽略不计。试确Kg干空气定干空气的消耗量及空气离开干燥器时的湿度？（Cs1.88Kj）。干燥水分量：Kg.KGc.w1w2，w0.238Kg。 Ws1w1.1w2

干燥器热量衡算： L.1.011.88H0.t1t2W.1.88t224904.192Gc.Cs.21 L10.95Kg 。 sW 湿度：L ，H20.0287Kg水 Kg干空气H2H0 三：计算题(46分) 1、 如图所示，水在管内作稳定流动，设管路中所有直管管路的阻力系数为0.03，现发现压力表上的读数为5mH20，若管径为100mm,求流体的流量及阀的局部阻力系数？图示，在1-1，2-2面间列板努利方程 u22p2u12p1 z1=z2h' 2gg2ggu2lu2u2100005..进. 29.81d2g2g50111 5u2.0.03..0.5. 29.810.129.8129.81331 u2.44m V..d2u0.019ms68.9mh。 s4 在2-2，3-3面间列板努利方程 u32p3lu2u2u2u22p2' z2 h，050..出.=z32ggd2g2g2g2gg2511 52.440.03.. ， 8 0.129.8129.8129.813 即流体的流量为0.019m2s,68.9m3h局部阻力系数为8。 32、 在一 列管式换热器中，用冷却将1000C的热水冷却到500C，热水流量为60mh，冷却水在管内 流动，温度从200C升到450C。已 知传热系数K为2000w2， 换热管为m.C252.5mm的钢管，长 为3m.。求冷却水量和换热管数 （逆流）。 已知：热水960K3C热水C冷水4.187Kj Kg.Km （1）、VK.A. 2.4K.30.3060 K3.5610 V23.210 （3）、V''2222226m2s 33'11. （2）V2K.A2.V2 V'1.7m 、22''22K.A. ， V2K.A2.23.56106302.23600 V''6.8m3 3、 G1C1T1T2= ，G232KgAG2C2t2t1/K.t=39.4m2。 s t42.50C

n167. 即冷却水的流量为32Kg 三：计算题（50分） 1，流量为5000m3s和管子根数为167根。 h的水通过一根20Km长的水平管，总压降为0.5Mpa。现在接一完全相同的平3行管到中点。问总流量变为多少mh3？ 设接平行管道后，总流量为Vm3h。 3m 二平行管流量为V1h3m和V2h。 板努利方程： u32p3u12p1u32p3u22p2 hf1 hf2 2222lu2l3u32l1u12 总压降相同得：3..=..，  1..d2d2d218 123，l1l2l31l。u1u3 u3u 22538。2、 V'V6330mh52,，泵将200C的水由一贮槽打到另一贮槽，其中吸入管和排出管的管径为984mmm的无缝钢管。吸入管长为50m，排出管长为160m。且泵到 3m 管出口的距离为10m，其中流量为35h。（已知：p01atm，m3000Kg0.02,Hs3.0m,N电2Kw,电0.94）.(200C时水，1，m 求：忽略动压头，求泵的安装高度？ 31.2410N.s30Np2.410，2m2) 35 泵的轴功率和效率？u1 u21.53m。 s V1.d241.53m。 s1..0.092.36004u2u2lu21.532501.532'ZHshfHs..3.00.02..1.555m2g2gd2g2.9.810.092.9.81 考虑0.5m的安装安全系数。则泵的安装高度为1m. N轴N电电2.0.941.88Kw. lu2u2 . HZhZ..进出d2g2g'2160501.53 . H16.75m. H110.0210.5.0.092.9.81NHQg16.75.35.1000.9.81/36001.6Kw . N85% N电

3，一列式换热器规格如下：管长3m,管数30根，管径为252.5mm，管程为 1，现拟选用此换热器冷凝、冷却CS2饱和蒸汽，使之从饱和温度460C降至100C。CS2走管外，其流量为其冷凝潜热为356Kj，比热为1.05Kw水走管内，且与CS2成G10.07Kg，0。sKgKg.C逆流流动。冷却水的进出口温度分别为50C和300C。已知冷凝和冷却段基于外表面的总传热系数分别为K12000W20和K2100W20。问此换热器是否造适用？换热器已有的传热m.Cm.C面积：An..dl30.3.14.0.025.37.07m2。 求所需的传热面积： 冷凝段的热量：Q1 =w.r0.07.35624.9Kw 冷却段的热量：Q2w.C1.T1T20.07.1.05.362.65Kw。 总热量为：Q=Q1+Q2=27.55Kw Q27.55冷却水的用量：G水0263Kg sC.t2t14.187.305Q2.65冷却水离开冷却段的温度：tt157.40C G水C比0.263.4.187467.4463025.70C 冷凝段的温度差：t467.4ln4630467.410516.40C 冷却段的温度差：t467.4ln105Q24.9.10004.84m2 冷凝段所需传热面积：A1K.t200.25.7Q2.65.10001.61m2 冷却段所需传热面积：A2K.t100.16.4 所需的总的传热面积：A=6.45m2. 4， 用一传热面积为10m2的蒸发器将某溶液由15%浓缩到40%，沸点进料，要求每小时蒸得375Kg浓缩液，已知加热蒸汽压强为200Kpa，蒸发室的操作压强为20Kpa,此操作条件下的温度差损失可取80C，热损失可忽略不计。试求：（１）开始设入使用时，此蒸发器的传热系数为多少？ （２）操作一段时间后，因物料在传热面上结垢，为完成同样蒸发任务，需将加热蒸汽的压力提高到350Kpa，问此时蒸发器的传热系数为多少？ 查得20Kpa水蒸汽的饱和温度为60.10C，汽化潜热为23 .9KjKg 查得200Kpa水蒸汽的饱和温度为120.20C  查得350Kpa水蒸汽的饱和温度为138.8C水分蒸发量：WF.1FW375. F=1000Kg , W=625Kg 0x00.625F，x1 溶液的沸点为 t60.1868.10C。

Q625.23.9.1000785w20 At10.3600.120.268.1m.CQ625.23.9.1000 改变压力后的传热系数： K'578w20。 At10.3600.138.868.1m.C 可见结垢以后的传热系数降低。 三：计算题（分） 1 图示，“U”管压差计甲的上部管内充满了水，下部为汞，汞的液面落差为3cm，求P12？若再接一“U”管压差计乙，其上部仍为水，下部放置不知名的液体，且测得R乙63.5cm，求乙？ 传热系数K为：Kp示测Rg p13.61.0.03.9.81.1033.708Kpa。 1.0.635.9.81.1033.708Kpa， 示1600Kg3。 示m2一降层室长为5m,宽为3m，高为4m。内部用隔板分成20层，用来回收含尘 p3气体中的球形固体颗粒，操作条件下含尘气体的流量为36000mh，气体密度 0.9Kgm3.s。 ，粘度为0.03mPa尘粒密度4300Kg3。试求理论上能 m100%除去的最小颗粒直径？降沉室的总面积：A20.5.3300m2。 V360000.033m。 沉降速度：usA300.3600d2.s.g 设沉降区为层流，则有：u 18 0.033d2.43000.9.9.8118.0.03.103du2.06105.0.033.0.9 验算：Re0.661。 30.03.10 ， d2.06105m。 3外径为200mm的蒸汽管道，管外壁温度 为1600C。管外包以导热系数为 0.081.1104t的保温材料。要求保温层外壁面温度不超过600C， 3、 每米 管长的热损失不超过150w。问保温层的厚度应为多少？保温材料的导热系数 ：mQ2.Tt2.3.140.092116060150 ， 0.0921wm.K。 R100llnlnr10047mm。 4、 欲将浓度为25%，沸点为131.50C，流量为3600Kg的NaOH水溶液经蒸发浓缩到50%。h料液的进口温度为200C，加热蒸汽的压强为392.4Kpa（绝压），冷凝器的压强为53.32Kpa.据经验蒸发器的传热系数可取1100W2，溶液的密度为1500Kg3。若忽略蒸发器的热损mm.K

失。求加热蒸汽的消耗量及蒸发器所需的传热面积？C4.93KjKg.C0水分蒸发量： WF.1x025Kg。 3600.11800hx150F.C.t0tfR2143D.R0.736.2143所需的传热面积为：A125.9m2。 K.t1100.142.5131.5即所需的加热蒸汽消耗量为0.736Kg。所需的传热面积为125.9m2 s 三：计算题 1、 图示为一输路，未装流量计，但在A、B分别测得压强为 PA150试估算管Kpa，PA140Kpa，道中油的流量？ 已知：管为4mm，A、B间距为10m, 在A-B两点间列板努利方程： PAu2ZAZB.g2glleu2PBu2。 ..g2gd2g 加热蒸汽消耗量：D3600.4.93.131.5200.736Kgs。 820.9.8119.3140103u2. .u20.02. .820.9.810.0812.9.810.117 设流体在管路中作层流流动，则： ， 。 uRe0.1172.u0.02。 u1.7m。 .u20.02sud.u.9332000。 核算雷诺准数：Re31 则：油品的流量为V..d2.u31.52mh。 4 2、试证明球形颗粒在重力场中作自由 沉降时，层流区域内的沉降速度公式 为： d2.s.g11。 颗粒作自由沉降，受力：F1..d3.sg ，F2..d3.g u06618.1.u2 F3..d ，ma。F1F2F30 422015010312d.s.g4.d.s.g u，层流：24 ，u。 R18.e3.

3、用一板框压滤机在300Kpa压强差下过滤 图4-2 5 某悬浮液。已知过滤常数K为7.5103 qe 为0.012m2m2s， m且滤饼与滤液体积之比为0.025。 试求：过滤时间；若操作压强差提高至600Kpa，现有一台板框过滤机，每框的尺寸为 。要求每一操作周期得8m3滤液，过滤时间为0.5h。设滤饼不可压缩，63563525mm ，若要求每个过滤周期仍得8m3滤液，则至少需要多少个框能满足要求？过滤时间又为多少？过滤面积：qqe2K. ，80.01227.5.105.05.3600，AA22.5m2。 滤饼体积：V8.0.0250.2m3，框数n0.220。 0.635.0.635.0.025 过滤总面积：A0.6352.2.2016.13m2。 qqe2K.，816.130.01221.5.104，0.478h。 4、一卧式列管换热器，钢质换热管长为3m,直径为252mm。水以0.7m的 s 流速在管内流动，并从170C被加热到370C。流量为1.25Kg、温度为720C s 烃的饱和蒸汽在管外冷凝成同温度的液体。烃蒸汽的冷凝潜热为315Kj。 Kg 已测得：蒸汽冷凝传热系数为800w20，管内侧热阻为个侧热阻的40%， m.C 污垢热阻又为管内侧热阻的70%，试核算换热管的总根数及换热器的管程数。 5、 计算时可忽略管壁热阻及热损失。传热量为：Q394Kw。 所需水量：W4.713Kg。t44.250C。 s单管水量：W0.243Kg，每程所需管子数为：n20。 s每程传热面积：A4.71m2，传热系数：K476.2W20 m.C所需传热面积：A'18.7m2 管程数为：n=4.总管数为80根。 二：计算题

1、 容器A、B分别盛有水和密度为800Kgm3的洒精，中间接一水银压差计。当容器A中的压强PA2.943104pa（表压）时，测得R0.3m，h10.5mh20.2m，求容器B内的压强为多少？ 当容器A中的压强减小至PA1.962104pa，容器B内的压强不变， 则水银压差计内的读数为多少？ppA1.g.h1 ， ppB2.g.h2Hg.g.R。 pB2.g.h2Hg.g.RpA1.g.h1 ，pB7.26103pa。 ''RRRR，ppB2.g.h2Hg.g.R' ppA1.g.h122''RRRRpB2.g.h2Hg.g.R'。R'0.221 pA1.g.h1 m。222、 用油泵从贮罐向反应器输送液态异丁烷，贮罐内异丁烷液面恒定，其上方压强为652.365Kpa。泵位于贮罐液面以下1.5m处，吸入管路的全部压头损失为1.6m。异丁烷在输送条件下的密度为530Kg3，饱和m蒸汽压为637.65Kpa 。在泵的性能表上查得，输送流量下泵的允许汽蚀余量为3.5m。试问该泵能否正常操p0p06523656376503.51.62.27m。 即泵不能正作？Zhhf，Z530.9.81.g常工作。 3、在一板框过滤机上过滤某种悬浮液，在0.1Mpa（表压）下20分钟可在每平方米过滤面积上得到0.197m3的滤液，再过滤20分钟又得到滤液0.09m3,试求共过滤1小时可得总滤液量为多少？qqe2K.，0.197qe2K.20.60，0.206qe2K.2.20.60。 qqe2K.2.2.20.60。 qe0.022m3 q0.356m38m。 。K3.96102sm3过滤1小时所得到的总滤液量为0.356 m2。2. mm4、某溶液在单效蒸发器中蒸浓，用饱和蒸汽加热，需加热蒸汽量2100Kg，加热蒸汽的温度为h其汽化潜热为2205Kj。已知蒸发器内二次蒸汽的冷凝温度为810C，各项温度差损失1200C，Kg共为90C。取饱和蒸汽冷凝的传热膜系数2为8000W2，沸腾溶液的传热膜系数1为m.K3500W2，求该换热器的传热面积？（管壁热阻、垢层热阻及热损失忽略不计）传热量：m.KQD.r210022051290Kw. 3600 溶液的沸点：t819900C。 温差：t12090300C传热系数11K2.435Kw2传热面积：111m.K11235008000Q1290A17.66m2。 K.t2.435.30

故所需的传热面积为 三：计算题（44分） 1、 双股进料的二元连续进料， 均为泡点液相进料，进料液为F1,F2, 求第三段的汽相和液相流量？已知 第一段的汽液相流量分别为V和L。解：由物料衡算得：V''F1F2LL''V而料液是泡点进料，则：V''V，F1F2LL''。 32、 某填料吸收塔用纯轻油吸收混合气中的苯，进料量为1000标准m。 进料气体中含苯5%（体h积百分数），其余为惰性气体。要求回收率95%。操作时轻油含量为最小用量的1.5倍，平衡关系mol为Y=1.4X。已知体积吸收总系 数为Kya125K轻油的平均分子量为170。求3，m.h0.050.0526，轻油用量和完成该生 产任务所需填料层高度？ 解：Y110.05Y2Y1.10.0526.195%0.00263。X20，YY0.05260.00263L1.33min120.0526VX1X21.4L1.5.1.33L1.5.1.33.1000.1Kmol。 22.4h WL170..115147KgX1VY1Y20.02825，Y10.01305 LVY1Y2 Ym0.00651，Z所需填2.74m即轻油量为15147Kgh，Kya.Ymh Y20.00263，料层高度为2.74m。 3、 有一干燥系统如图，新鲜空气为t0200CH00.01Kg水与干 燥器出口温Kg干空气t2500C， 湿度为H20.08Kg水干物料为G11500Kg的热量？ Kg干空气的废气汇合后进入预热器（ 废气/新鲜空气= 0.08/0.2）,干燥器中的h， 温含量为W10.47，求新鲜空气加入量和预热器加入W20.05，， t180.50C。 Kg干空气，tm430C 干燥水解：由等焓过程找到预热后混合气的状态点 H10.0652Kg水由质量比找到混合气的状态点 Hm0.0652Kg水WG1G21500Kg干空气1500.10.47663.16Kg。新鲜空气量h10.05

W663.16.1H0.10.019568Kg hH2H00.080.01 即新鲜空气Qp1.011.88Hm.t1tm1.011.88.0.0652.80.54342.47Kw。L量为9568Kgh，预热所提供的热量为 42.74Kw。 三：计算题（50分） 1、用一精馏塔分离二元理想混合物，已知3，进料浓度为xF0.3，进料量为2000Kmol ，泡点进料。要求塔 顶浓度为0.9，塔釜浓度为0.1（以上均为縻尔分率）。求塔h顶、塔釜的采出量，若 R=2Rmin，写出精馏段和提馏段的操作线方程？ 1、FDW 2000DW D500Kmol h FxFDxDWxW 2000.0.3D0.9W0.1 W1500Kmol hxDyq3x Y，x0.3，xq0.3，yq0.5。 Rmin1.3 ， 12xyqxqxRxDy0.722x0.25 ， y1.83x0.083 R1R1 即精馏塔的塔顶和塔釜采出量分别为500Kmol和 1500Kmol。两段的操作线方程为 hhy0.722x0.25 和 y1.83x0.083。 2、 用纯水吸收空气—氨混合气体中的 氨，氨的初始浓度为 0.05(縻尔浓度)。要求氨的回收率不低于95%，塔低得到的氨水浓度不低于0.05．已知操作条件下的气、液相平衡关系为Y=0.95X。试计算： mol （1）、逆流操作，气体流量取0.02Kmol2。且Kya0.02K求所需填料层高3。m.sm.s度？ （2）、采用部分吸收剂再循环流程，新鲜吸收剂与循环量之比为20，气体流量不变，体积吸收总系数也不变，求所需填料层高度？Y10.0526， Y20.0025。X10.0526，X20 Y10.00263， Y20.0025。Ym0.00256 R2.6。yzVY1Y219.6m。 L20，由质量守恒得：0.02.0.05260.0025LRKya.S.Ym0.02.0.00256LR.x1LLR.x2，x20.00238 Y10.00263，Y20.00023，。 Ym0.000963 z和49.3m。 VY1Y249.3m。即填料层高度分别为19.6m0.02.0.05260.0025Kya.S.Ym0.02.0.000963

3、 在密闭的容器内，盛有温度为200c，总压为101.3Kpa，湿度为0.01Kg水的湿空Kg干空气气。水蒸汽的饱和蒸汽压为2.338Kpa。试求（1）、该空气的相对湿度及容纳水分的最大能力为多少？ p，Pp（2）、若容器内压入温度为200c的干空气，使总压上升为303.9Kpa。 该空气的相对湿度及容纳水分的最大能力为多少？H0.622pH.P0.01.101.31.603Kpa。 p01.60368.6%。 2.3380.622H0.6220.01p 容纳水分的最大能力即饱和Hs0.622p0Pp00.622.2.3380.0147Kg水。 Kg干空气101.32.338 同理，H0.622Hs0.622p0Pp00.622.p1.6040.622.0.0033Kg水。 Kg干空气Pp303.91.6042.3380.00482Kg水。 Kg干空气303.92.33868.6%。 p01.6032.338p 三：计算题（50分） 1、 图示的精馏塔是由一只蒸馏釜和一块实际板所组成。料液由塔顶加入，泡点进料，xF0.2 ，今测得塔 顶易挥发组分的回收率为80%，系统的相对挥发度为3.0。且xD0.3 求：残液组成xW 和该块塔板的液相默夫里效率？（蒸馏釜可视为一块理论板）。 D.xDxD0.21.6 1、。 0.8 ， 0.8.F0.8.3F.xFFxD0.3W.xWWF 则，1.43。 0.2，xW.xF.0.20.0857。 FWF.xFyDxFxW0.30.20.125 xW0.125。Eml65.6% 12.yD12.0.3xFxW0.20.0857 即塔釜浓度为xW0.0857，液相组成表示的默夫里效率为65.6%。 2、 某生产车间使用一填料塔，清水逆流吸收混合气中的有害组分A。已知操作条件下，气相总传质单元 高度为1.5m，进塔混合气中组分A的縻 尔分率为0.04，出塔尾气组成为0.0053,出塔水溶液浓度为0.0125，操作条件下的平衡关系为Y2.5X。试求：液汽比为最小液汽比的多少倍？，所需的填料层的高度？0.040.0417，Y20.00533，X10.01297 X20，Y110.04LY1Y20.04170.005332.804。 VX1X20.01297LY1Y20.04170.00533LV2.8041.286 min2.18。nY10.0417Lmin2.18V2.5Vm

mVY1mX2mV1ln15.11。mVLYmXL212LZNV.HG5.11.1.57.67m 液汽比为最小液汽比为1.286倍。所需的填料层高度为7.67m。 NV 3、在常压连续理想干燥器中，用通风机将空气送至预热器，经1200C饱和蒸汽加热后进入干燥器以干燥某种温物料，已知空气的状态为：t0150C，水蒸汽分压p01.175Kpa，t1900C，Kg水，X20.01Kg水。干燥t2500C。物料的状态为：X10.15Kg绝干料Kg绝干料器的生产能力为G2250Kg。预热器的总传热系数为K500w20。试求通风机的送风量和hm.CG2预热器的传热面积？Gc248Kg，WGc.X1X234.7Kg hh1X2p。 H00.62200.0073Kg水Kg干空气Pp0KjH20.023Kg水。 I1.011.88H.t2490H33.5000Kg干空气Kg干空气 I1I21.011.88H1.t12490H1110Kj。 Kg干空气WL2210Kg干空气。 hH2H03t0273mVL07221244H1822 。 0h273Q16m2。 QLI1I047Kw 。t59.90c。AK.t3 即通风机的送风量为1822mh和所需的传热面积为16m2。 三：计算题（50分） 1、 某二元混合物在连续精馏塔中分离，饱和液体进料，组成为xF0.5，塔顶馏出液组成为0.9，釜液组成为0.05，（以上均为易挥发组分的縻尔分率），相对挥发度为3，回流比为最小回流比的2倍。塔顶设全凝器，泡点回流，塔釜为间接蒸汽加热。试求：进入第一块理论板的气相浓度？离开最后一块理论板的液相浓度？以F1Kmol为h准，FDW，FxFDxDWxW。 3.x.x y。 hh12.x11.xq线为：x0.5 ，则，xq0.5，yq0.75。最小回流比为：Rmin0.6。R1.2。 mol得：D0.529K，W0.471Kmol。相平衡关系为：y精馏段操作线方程为：y0.5x0.41。 3.x1，x10.75，y20.5x10.41，y20.819。 12.x1同理提馏段操作线方程为：y1.405x0.0202。 3.xw而塔釜相当于一块理论板。yw，xw0.05，yw0.1346。 12.xwyw1.405xn0.0202，xn0.1115。 xDy10.9， y1

即：进入第一层理论板的气相浓度为0.819；离开最后一层理论板的液相浓度为0.1115。 2、有一填料吸收塔，填料层高5m，塔径1m，处理丙酮和空气的混合气体，其中空气的流量为V92Kmol，入塔气体浓度Y10.05（比縻尔浓度，下同），操作条件为：P101.3Kpa，h用清水逆流吸收，出塔浓度为Y20.0026，X10.0194，平衡关系为Y2X。试求：t250C，V.Y1Y2体积吸收总系数Kya？每小时可回收丙酮量？Z，V92Kmol。hKya.S.YmY10.05,Y20.0026 X10.0194,X20。Y10.0112，Y20.0026，Ym0.006 ZV.Y1Y292.0.050.0026= 5。Kya185Kmol3。 2Kya.S.Ymm.hKya.1..1.0.00 回收的丙酮量为：V.Y1Y24.361Kmol。即体积吸收总系数为185Kmol3；hm.h回收的丙酮量为4.361Kmol。 h