化工原理試題講解

1、化工原理試題一填空題：1某設(shè)備的真空表讀數(shù)為 200mmHg ，則它的絕對壓強為（ ） mmHg ，另一設(shè)備的表壓強為50kPa，則它的絕對壓強為 _kPa 。（當?shù)卮髿鈮簽?1.0133 105Pa ）2在靜止的同一種連續(xù)流體內(nèi)部，各截面上 _與 _之和為常數(shù)。3實際流體在直管內(nèi)流過時， 各截面上的總機械能 _守恒，因?qū)嶋H流體流動時有 _。4在一流動體系中，若 A，B兩截面間無輸送機械，且有 EAEB（ E代表機械能 ）, 則可判 斷 A，B 之間的水的流向為 。5理想流體在管道中流過時各截面上 _相等，它們是 _之和。6理想流體指的是 （ 沒有粘性的流體 ）7定態(tài)流動指的是 _。_8不可壓

2、縮流體在由兩種不同管徑組裝成的管路中流過時，流速與直徑的關(guān)系為 _。9流體流動過程中的連續(xù)性方程 u1A1 u2 A2 =，只適用于 （ 不可壓縮流體 ） 10流體在圓形管道內(nèi)做層流流動時某一截面上的速度分布為 形。11流體在管內(nèi)作湍流流動時，鄰近管壁處存在 _層， Re 值越大，則該層厚度12流體在圓形管道內(nèi)作層流流動時的摩擦系數(shù)與 無關(guān)，只隨 _增大。13流體在圓形管道內(nèi)作湍流流動時的摩擦系數(shù)是 _的函數(shù)，若流動在阻力平方區(qū)，則摩擦系數(shù)與 _無關(guān)。14當流體在圓形管道內(nèi)做湍流流動時，通過量綱分析法可以得出：其摩擦系數(shù)的大小取決于 _的_ 大小。15流體做層流流動時管中心的最大流速是截面上平

3、均流速的 _。16流體在圓形管道內(nèi)的流動類型可以由 _的大小來判斷 .17判斷流體流動類型的方法是 _。_18流體在圓形管道內(nèi)做層流流動時某一截面上的速度分布為 形。19流體在一段水平管中流過，測得平均速度為 0.5m/ s ，壓強降為 10Pa ，Re為1000，則管中心線上速度為 _m/ s ，若平均速度增大到 1m/ s，則壓強降為 _Pa 。20只有在 _的管道內(nèi)，才有 pf p1 p2p 。21對一并聯(lián)管路，若各支管內(nèi)的流動阻力分別為 hf,1， hf,2, hf,3, 則必有_。22流體流動過程中的局部阻力可以用 _兩_ 種方法計算。23管路出口的阻力系數(shù)為 _。24當所測量的壓強

4、或壓差太小時， U 管壓差計的讀數(shù)太小，此時可選用 _壓差計進行測量。25孔板流量計測得的是 _速度，可從 _上直接讀出被測流體的體積流量。26離心泵必須有 _，才能防止氣蝕現(xiàn)象的發(fā)生。27離心泵的抗氣蝕性能通常用 _等_ 兩種方法來表示。28為了防止離心泵氣蝕現(xiàn)象的產(chǎn)生，離心泵必須有合適的 _。29為防止離心泵氣縛現(xiàn)象的產(chǎn)生，啟動離心泵前必須 _。30離心泵的安裝高度超過允許吸上真空度時，將可能發(fā)生 現(xiàn)象。31離心泵的額定流量指的是 _。_32離心泵安裝在一定管路上，其工作點是指 _。1傳熱的基本方式有 _、_和 _三種。2在靜止流體內(nèi)，熱量主要以 _方式進行傳遞。3單層平壁的導(dǎo)熱熱阻為 _

5、。_4單層平壁的導(dǎo)熱熱阻與 _成正比，與 _成反比。5在多層圓筒壁的定態(tài)導(dǎo)熱中，通過每一層上的傳熱速率_ ，面積熱流量q _（填“相等”、“不等” ） 。6通過三層平壁的熱傳導(dǎo)中，設(shè)各層壁面間接觸良好，如果測得各層壁面的溫度T1 ，T2，T3，T4 分別為 500、 4OO、 200、 100，則各層熱阻之比為 。7在應(yīng)用計算表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)的各經(jīng)驗式時，應(yīng)該注意公式的 、定性尺寸和定性溫度。8在表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)關(guān)聯(lián)式中， Pr（=C p / ）數(shù)是表示 _的準數(shù)。9在表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)關(guān)聯(lián)式中，格拉曉夫數(shù) Gr g T 2L3 / 2是表示_的影響。10在表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)關(guān)聯(lián)式中， Pr（=Cp / ）數(shù)是表

6、示 _的準數(shù)。11蒸氣冷凝有 _和 _兩種方式。12液體在大容器內(nèi)沸騰時，隨著溫度差（ tw ts ）的不同，出現(xiàn) _、_和_三種不同的沸騰狀態(tài)。13流體在圓形直管中強制湍流傳熱時，對流傳熱系數(shù)關(guān)聯(lián)式為0.023 Re0.8 Prn，式d中 n 是為了校正 _的影響，當流體被加熱時， n等于 _。14當流體在管內(nèi)呈湍流流動時，管內(nèi)的對流傳熱熱阻主要集中在 _，為了減小熱阻以提高 值，可采用的措施是 _。15蒸汽在套管式換熱器的環(huán)隙中冷凝以加熱管內(nèi)的空氣，則總傳熱系數(shù)K 值接近于_的對流傳熱系數(shù)；管壁的溫度接近于 _的溫度。16黑體的輻射能力與 _成正比。17在應(yīng)用對流傳熱系數(shù) 的各經(jīng)驗公式時，

7、應(yīng)注意定性溫度的影響，所謂定性溫度指的18強化傳熱過程的主要方法是 _。_19在臥式管殼式換熱器中，用飽和水蒸氣冷凝加熱原油，則原油宜在 _程流動，總傳熱系數(shù)接近于 _的對流傳熱系數(shù)。20寫出三種間壁式換熱器的名稱： _、_和 _。21為減少圓形管導(dǎo)熱損失， 采用包覆 3 種保溫材料 a、b、c。若 a bc， a bc ，則包覆的順序從外到里分別為 。1在一定溫度和壓強下， 用清水吸收丙酮， 逆流操作，已知進塔的氣體中丙酮含量為 0.026 （摩爾分數(shù)），要求吸收率為 80%，在操作條件下，丙酮在兩相間的平衡關(guān)系是 Y=1.18X, 則其最小液氣比為 _。2.在一常壓填料塔中， 用 20的清

8、水等溫洗滌某種氣體中的有害組分， 已知混合氣體流量 為 1730kg/h, 混合氣體的平均分子量為 27.65kg/kmol, 空塔氣速為 1.59m/s, 則所需塔 徑為 。3所謂塔設(shè)備的液泛指的是 _。_4 當 以 氣 相 的分 壓 差 pA p*A 表 示吸 收 推動 力 時， 吸 收速 率方 程 可表 示為1NA=_，其中吸收總阻力 1 =_。KG5當以 cA c *A表示吸收推動力時，吸收速率方程可表示為 NA = _，其中吸收總1阻力 1 = _。KL6由于有濃差存在，物質(zhì)在靜止流體中會以 _擴散的形式傳遞。7根據(jù)雙膜理論，吸收過程的總阻力 1 =_。KY8根據(jù)雙膜理論，吸收過程的

9、總阻力取決于 _。9渦流擴散指的是 _。_10吸收操作的依據(jù)是 _，以達到分離氣體混合物的目的。11亨利定律的表達式為 p* Ex ，若某氣體在水中的亨利系數(shù) E 值很大，說明該氣體為12對接近常壓的溶質(zhì)濃度低的氣液平衡系統(tǒng)，當總壓增大時，亨利系數(shù)E ，相平衡常數(shù) m _。13由于吸收過程中氣相中溶質(zhì)的分壓總是 _溶質(zhì)的平衡分壓，因此吸收操作線總是在平衡線的 _。14吸收過程中， KX 是以_為推動力的總吸收系數(shù)，它的單位是 _。15水吸收氨 - 空氣混合氣中的氨，它是屬于 控制的吸收過程。16若總吸收系數(shù)和分吸收系數(shù)間的關(guān)系可表示為 _1 1 H ，其中 1 表示 ，K L kL kGkL當

10、_項可忽略時，表示該過程為液膜控制。17在吸收過程中， 若提高吸收劑用量， 對氣膜控制的物系， 體積吸收總系數(shù) K Ya _，對液膜控制的物系，體積吸收總系數(shù) KYa 將_。18雙膜理論是將整個相際傳質(zhì)過程簡化為 _。_19吸收操作中增大吸收劑用量，操作線的斜率 _，吸收推動力 _。20當吸收劑用量為最小用量時，則所需填料層高度將為 _。21在常壓逆流操作的填料塔中，用純?nèi)軇┪栈旌蠚庵械娜苜|(zhì)，已知進塔氣相組成Y1 為0.02（ 摩爾比）操作液氣比為 0.9 ，氣液平衡關(guān)系為 Y 1.0X ，則溶質(zhì)組分的回收率最 大可達 。22脫吸因數(shù)可表示為 _，它在Y X 圖上的意義是_。23在填料塔設(shè)置

11、中，空塔氣速一般取 _氣速的 50%-80%。若填料層較高，為了有效地潤濕填料，塔內(nèi)應(yīng)設(shè)置 _裝置。1氣液兩相組成相同時，則氣相露點溫度 _液相泡點溫度。2在精餾過程中，增大操作壓強，則物系的相對揮發(fā)度 _，對分離過程 _。3所謂理論板是指該板的氣液兩相 _，且塔板上 _。4某兩組分物系，其相對揮發(fā)度3，對第 n,n 1兩層理論板，在全回流條件下，已知xn 0.25 ，則 yn 1 _。5某精餾塔的精餾段操作線方程為 y 0.75x 0.24 ，則該精餾塔的操作回流比為 _，餾出液組成為 _。6精餾塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度， 其原因是 _和 _。7在總壓為 101.33kPa，溫度為 95

12、 C下，苯與甲苯的飽和蒸汽壓分別為 pA 155.7kPa ，pB 63.3kPa ，則平衡時苯的液相組成為 x _，氣相組成為 y _，相對揮發(fā)度 _。8精餾塔有 _種進料熱狀態(tài)，其中_進料的熱狀態(tài)參數(shù)最大， 進料溫度 t F _泡點 tb。9在連續(xù)操作的精餾塔中，測得相鄰兩塔板的兩相四個組成為0.62 、0.70 、0.75 、0.82 ，則 yn _， xn _， yn 1 _， xn 1 _。10某連續(xù)精餾塔中，若精餾塔操作線方程的截距等于零，則回流比等于 _，餾出液流量等于 _。11若已知板式塔的總板效率為 64%，理論板數(shù)為 16 塊，板間距為 0.6 米，則此板式塔的 有效高度為

13、 。12在某兩組分體系中，已知其氣相組成為 y A =0.5 ，A、B 兩組分在此溫度下的飽和蒸汽 壓分別為 760mmHg和 292mmH，g 假設(shè)它們形成 的是理想溶液，則其液相 組成13如果在精餾塔內(nèi)分離某兩組分混合液時，塔頂只有回流液，塔釜沒有上升蒸汽，則只 能將料液分離得到純的 組分。14在某兩組分連續(xù)精餾過程中， 已知進入第 n 塊板的汽相組成為 0.6（摩爾分數(shù)， 下同）， 從第 n 塊板流出的汽、液組成分別為 0.8 、0.5 ，其汽液平衡關(guān)系為 y=1.8x,則第 n 塊 板的單板效率為 。15在間歇精餾中，為了保證餾出液組成 xD 恒定，則回流比必須 。16板式塔的單板效率

14、的表達式是 EMV （n） = _。17在某兩組分體系中，已知氣相組成為 yA =0.5（ 摩爾分數(shù)），兩組分的相對揮發(fā)度 =2， 則液相組成為 xA =18塔板效率一般可以用 _和_兩種方法來表示。19理想溶液中， A，B 兩組分的相對揮發(fā)度 =_。20在精餾塔內(nèi)，恒摩爾流假設(shè)包括 _兩_ 部分內(nèi)容。21在間歇精餾中，通常有 _和_兩種典型操作方式。1、變壓吸附是利用 _的變化來進行 _的分離操作。2.超臨界流體的物性參數(shù)在臨界點附近的變化非常敏感，微小的 _或變化都會引起密度的很大變化。3.在采用攪拌強度判別法判斷反應(yīng)萃取的控制步驟時，若萃取速度隨攪拌強度的增大而有規(guī)律的上升，則過程為 _

15、控制單項選擇：一）流體流動和輸送1在法定計量單位中，粘度的單位是（ ）A cPC g/(cm s)D Pa s2在靜止流體內(nèi)部各點的靜壓強相等的必要條件是（）。A同一種流體內(nèi)部B連通著的兩種流體C同一種連續(xù)流體D同一水平面上，同一種連續(xù)流體3牛頓粘性定律適用于牛頓型流體， A 滯流流動B 湍流流動4在一水平變徑管道上，細管截面 差計測量的是（ ）。AA、B 兩截面間的總能量損失 CA、B兩截面間的局部阻力D且流體應(yīng)呈（C 過渡流 A 及粗管截面5直徑為 57mm 3.5mm 的細管逐漸擴大到A、A、）D 靜止狀態(tài)B與 U 管壓差計相連，當流體流過時壓B兩截面間的動能差B兩截面間的壓強差108m

16、m 4mm 的粗管，若流體在細管內(nèi)的流速為 4m / s ，則在粗管內(nèi)的流速為（）A 2m/sB 1m/s C 0.5m / sD 6氣體在直徑不變的圓形管道內(nèi)作等溫定態(tài)流動，各截面上的（ A 速度相等 B 體積流量相等 C 速度逐漸減小 7流體在阻力平方區(qū)流動時的摩擦阻力（）。0.25m / s）。D 質(zhì)量流速相等A不變 B 隨流速加大而加大 C 與 u1.25成比例D 與 u 2 成比例8孔板流量計與測速管都是屬于定節(jié)流面積的流量計，利用（A 變動的壓強差B9滯流與湍流的本質(zhì)區(qū)別是（AC10動能差）。 滯流的流速大于湍流的 B 滯流無徑向脈動，湍流有徑向脈動 在阻力平方區(qū)，摩擦系數(shù) （A為

17、常數(shù)，與 /d,Re 均無關(guān)C11與 Re 值無關(guān)，是 /d 的函數(shù) 流體在圓形直管中作滯流流動時，A12速度差 D）來反映流量的。摩擦阻力湍流的 Re值大于滯流的湍流時邊界層較薄隨 Re值加大而減小D其直管阻力損失與流速是 Re值與 /d 的函數(shù)u 的關(guān)系為（ ）與 u2成正比B 與u成正比 C 與 u1.75成正比 D 與 u0.5成正比離心泵的軸功率 P與流量 Q的關(guān)系為（ ）A Q增大， P增大BC Q增大， P先增大后減小D13離心泵的揚程是指（ ）。A 液體的實際的升揚高度 B Q 增大， P 減小 Q 增大， P 先減小后增大單位重量液體通過泵獲得的能量Q 增大， h 減小Q 增

18、大， h 先增大后減小先停電后關(guān)出口閥單級泵先停電，多級泵先關(guān)出口閥由泵的特性曲線所決定的點泵的特性曲線與管路特性曲線的交點C泵的吸上高度D14離心泵的軸功率 P 是（ ）。 A 在流量為零時最大BC在流量為零時最小D15離心泵的效率 與流量 Q 的關(guān)系為（A Q增大， 增大BC Q增大， 減小D液體出泵和進泵的壓強差換算成的液柱高在壓頭最大時最大在工作點處最?。?。 Q 增大， 先增大后減小 Q 增大， 先減小后增大16離心泵氣蝕余量 h與流量 Q 的關(guān)系為（）A Q增大， h增大BC Q增大， h不變D17離心泵在一定管路系統(tǒng)下工作，壓頭與被輸送液體的密度無關(guān)的條件是（）18離心泵停止操作時

19、，宜（A先關(guān)出口閥后停電C先關(guān)出口閥或先停電均可19離心泵的工作點是指（A與泵最高效率時對應(yīng)的點C由管路特性所決定的點20在測定離心泵性能時，若將壓強表裝在調(diào)節(jié)閥后面，則壓強表讀數(shù)將（）A隨流量增大而減小B 隨流量增大而增大C隨流量增大而基本不變D 隨流量增大而先增大后減小A z2 z1 0 B hfC22u2 u12102p2 p1 0（二）傳熱1雙層平壁定態(tài)熱傳導(dǎo)，兩層壁厚相同，各層的導(dǎo)熱系數(shù)分別為1 和 2 ，其對應(yīng)的溫度差為 t1和 t2，若 t1 t2 ，則 1和 2的關(guān)系為（ ）。A 1 2C 1= 2D無法確定2空氣、水、金屬固體的導(dǎo)熱系數(shù)分別為1、 2 和 3 ，其大小順序為

20、（ ） 。A 1 2 3 B 1 2 3 1 D 2 3 13.通過三層平壁的定態(tài)熱傳導(dǎo)，各層界面間接觸良好，第一層兩側(cè)溫度為120 C和80 C，A 兩流體的溫度差 BC同一流體的溫度差D6量綱分析的目的是（）。A得到各變量間定量關(guān)系BC實驗結(jié)果可靠DD. 無法確定20 C ，則換熱器C 60 C D 40 C第三層外表面溫度為 40 C ，則第一層熱阻 R1和第二、三熱阻 R2、 R3的大小為（）AR1 (R2 R3) B R1 (R2 R3) C 無法確定 D R1 (R2 R3)4在管殼式換熱器中，用飽和蒸汽冷凝以加熱空氣，下面兩項判斷為（ ）甲：傳熱管壁溫度接近與加熱蒸汽溫度； 乙：

21、總傳熱系數(shù)接近于空氣側(cè)對流傳熱系數(shù)。A 甲乙均合理B 甲乙均不合理C甲合理、乙不合理D 甲不合理、乙合理5對流傳熱速率 =系數(shù) 推動力，其中推動力是（ ）。流體溫度和壁面溫度差兩流體的速度差用量綱為一的數(shù)群代替變量，使實驗簡化 得到量綱為一的數(shù)群間的定量關(guān)系7計算液體在圓管內(nèi)對流傳熱系數(shù)，若可采用 Nu 0.023Re0.8 Prn ，式中指數(shù) n為（ ）A 0 4B 0.3C被加熱時 0.4 ，被冷卻時 0.3 D 被加熱時 0.3 ，被冷卻時 0.48水在圓管中強制湍流時的對流傳熱系數(shù)i 為1000W /（m2 C） ，若將水的流量增加一倍，而其它條件不變，則 i 為（ ）。A 2000B

22、 1740 C 1000 D 5009對間壁兩側(cè)流體一側(cè)恒溫、另一側(cè)變溫的傳熱過程，逆流和并流時tm 大小為（ ）A.tm,逆tm,并B.tm,逆tm,并C.tm,逆tm,并10工業(yè)生產(chǎn)中，沸騰傳熱應(yīng)設(shè)法保持在（ ）。A 自然對流區(qū)B 核狀沸騰區(qū) C 膜狀沸騰區(qū) D 過渡區(qū)11在列管式換熱器中，用常壓水蒸氣冷凝以加熱空氣，空氣平均溫度為壁面溫度約為（ ）。A 20 CB 100 C（三） 吸收1. 吸收操作的作用是分離（）。A 氣體混合物B 液體均相混合物C氣液混合物D 部分互溶的液體混合物2. 在一符合亨利定律的氣液平衡系統(tǒng)中，溶質(zhì)在氣相中的摩爾濃度與其在液相中的摩爾濃度的差值為（ ）。）。

23、近似等于液相傳質(zhì)分系數(shù)近似等于氣相傳質(zhì)分系數(shù)7. 在填料塔中用清水吸收混合氣中的氨，當用水量減小時，氣相總傳質(zhì)單元數(shù) NOG 將（）。A增加B 減小 C不變不確定8. 在逆流吸收塔中，吸收過程為氣膜控制，若進塔液體組成X2 增大，其他條件不變，不變不確定A 正值 B 負值 C 零 D 不確定3.在吸收操作中，吸收塔某一截面上的總推動力（以液相組成差表示）為（ ）。A X* X B X X* C Xi X D X Xi4.某 吸 收 過 程 ， 已 知 氣 膜 吸 收 系 數(shù) kY 4 10 4kmol /（m2 s） ， 液 膜 吸 收 系 數(shù)kX 8 10 4kmol /（m2 s） ，由此

24、可判斷該過程（ ）。A 氣膜控制 B 液膜控制 C 判斷依據(jù)不足 D 雙膜控制5.在逆流吸收塔中，用清水吸收混合氣中溶質(zhì)組分。其液氣比為 2.7, 平衡關(guān)系可表示為Y 1.5X（ Y , X 為摩爾比），溶質(zhì)的回收率為 90%，則液氣比與最小液氣比之值為 （A 1.5B1.8C 2 D 36.根據(jù)雙膜理論，當溶質(zhì)在液體中的溶解度很小時，以液相表示的總傳質(zhì)系數(shù)將（ A 大于液相傳質(zhì)分系數(shù)BC小于氣相傳質(zhì)分系數(shù)氣相總傳質(zhì)單元高度將（ ）A 增加 B 減小 C9. 在逆流吸收塔中，用純?nèi)軇┪栈旌蠚庵械娜苜|(zhì)。平衡關(guān)系符合亨利定律。當進塔氣相組成 Y1增大，其他條件不變，則出塔氣體組成 Y2和吸收率

25、的變化為（ ）A Y2增大、 減小B Y2減小、 增大C Y2增大、 不變D Y2增大、 不確定（四） 精餾1.精餾操作時，增大回流比，其他操作條件不變， 則精餾段液氣比（ ），餾出液組成（ ）， 釜殘液組成（ ）。A 增大 B 不變 C 不確定 D 減小2.精餾塔的設(shè)計中，若進料熱狀態(tài)由原來的飽和蒸氣進料改為飽和液體進料，其他條件維持不變，則所需理論板數(shù) N（ ），L（ ），V （ ）， L（ ），V（）A減小B不變C 增大D不確定3. 對于飽和蒸氣進料，則 L（）L ，V（ ）V。A等于B小于C 大于D不確定4.某減壓操作的精餾塔，若真空度加大，而其他條件不變，則塔的釜殘液組成（ ），餾

26、出液組成（ ）。A減小B 不變 C 增大 D 不確定5.操作中的精餾塔， 若進料流量 F 、餾出液組成 xD 、釜殘液組成 xW 、進料熱狀態(tài)參數(shù) q及 提餾段上升蒸氣流量 V 不變，減小進料組成 xF ，則有（ ）。A D增大， R減小BD不變， R增大C D減小， R增大DD減小， R不變6.操作中的精餾塔，若進料流量 F 、進料組成 xF 、進料熱狀態(tài)參數(shù) q及回流比 R不變，增 加釜殘液流量 W ，則精餾段液氣比 L （ ），提餾段上升蒸氣流量 V（ ）。VA 不確定B 增加 C 不變 D 減小7.精餾操作時，若進料流量 F 、進料組成 xF 、進料熱狀態(tài)參數(shù) q及回流比 R不變，而將

27、塔 頂產(chǎn)品量 D增加，則提餾段下降液體流量 L（ ），提餾段上升蒸氣流量 V （ ）。A增加B 不變 C 減小 D 不確定8.用某精餾塔分離兩組分混合物， 規(guī)定餾出液組成 xD 、釜殘液組成 xW 。當進料組成為 xF,1時，相應(yīng)的回流比為 R1，進料組成為 xF ,2時，相應(yīng)的回流比為 R2。若 xF,1xF,2，進料熱 狀態(tài)不變，則（ ）。A R1R2D 無法確定9.精餾塔設(shè)計中， 增大操作壓強， 則相對揮發(fā)度（ ），塔頂溫度（ ），塔釜溫度（ ）。 A增加B 不變 C 減小 D 不確定10.精餾塔中由塔頂向下的第 n 1,n,n 1層塔板，其氣相組成關(guān)系為（）。A yn 1 yn yn

28、1 B yn 1 yn yn 1 C yn 1 yn yn 1 D 不確定11.某兩組分混合物，其中 A為易揮發(fā)組分，液相組成 xA 0.4，相應(yīng)的泡點溫度為 t1，氣 相組成 yA 0.4 ，相應(yīng)的露點溫度為 t2 ，則（ ）。A t1 t2 B t1 t2 C t1 t2D 不能判斷12.分離某兩組分混合物， 進料量為 100kmol / h ，進料組成 xF 0.6，要求餾出液組成 xD 不 小于 0.9, 則塔頂最大產(chǎn)量為（ ）。A 60kmol / hB 66.7kmol / h C 90kmol / h D 不能確定1013.完成某分離任務(wù)需理論塔板數(shù)為 N 7 （包括再沸器），若

29、總塔板效率 ET 50% ，則塔內(nèi)需實際塔板數(shù)為（ ）。A14 層B10 層C12 層D 無法確定14.在精餾塔設(shè)計中，若進料組成 xF 、餾出液組成 xD 、釜殘液組成 xW 、回流比 R及相對揮發(fā)度 均不變，當進料熱狀態(tài)參數(shù) q 值增大時，則所需理論板數(shù)將（ ）。 A增大B 不變 C 減小 D 不確定15在精餾塔中分離某理想兩組分溶液， 且餾出液組成 xD 、釜殘液組成 xW 、相對揮發(fā)度 及進料熱狀態(tài)參數(shù) q 值一定，若進料組成為 xF,1，相應(yīng)的最小回流比為 Rm,1，進料組成 為 xF,2 ，相應(yīng)的回流比為 Rm,2，現(xiàn) xF,1Rm,2 B Rm,1 = Rm,2C Rm,1 Rm

30、,2 D 無法比較 Rm,1與 Rm,2的大小三計算：（一）流體流動1.用一水泵將 20 C 的清水從水池送至另一水槽，管道裝置如本題附圖所示。管道內(nèi)徑為 100mm，其中裝有一文丘里流量計，流量計入口直徑與管道相同，喉部面積為管道面積 的四分之一，流量計的測壓計讀數(shù)為2.用離心泵將地下貯槽中的石油以 40m3 / h的流率， 108mm 4mm的管子輸送到高位槽。已知兩槽的液面差為 30 m ，管子總長（包括各種閥門、管件的當量長度）為 400 m ，試計算輸送 15 C 的石油時所需泵的有效功率。設(shè)輸 過程中兩槽液面恒定不變， 15 C 石油的密度為 960kg /m3 ，粘度為 3.43

31、 Pa s。3.如 圖所 示的輸水系統(tǒng) ，用 泵將 水池中的水輸 送到 敞口 高位槽，系統(tǒng) 管徑 均為 108mm 4mm，泵的進、出口管道上分別安裝有真空表和壓力表，真空表安裝位置離 蓄水池的水面高度為 4.8 m ，壓力表安裝位置離蓄水池的水面高度為 5m ，當輸水量為36 m3 /h 時，進水管道的全部阻力損失為1.96 J /kg ，出水管的全部阻力損失為4.9 J / kg ，壓力表的讀數(shù)為 2.5 105 Pa，泵的效率為 70% ，試求：1）兩液面的高度差為多少 m ？2）泵所需的實際功率為多少？3）真空表的讀數(shù)為多少 Pa？4.用離心泵把水從貯槽送至本題附圖所示表壓強為面恒定，

32、其上方為常壓。泵 入口比貯槽液面高2m, 貯槽液面與輸送管出口端垂直距離為 20米。在某輸送量下，泵對每kg 水作的功為 317.7 J/kg ,管內(nèi)的摩擦系數(shù)為 0.018 。泵的吸 入和壓出管路總長分別為 10m及 100m（包括管 件及入口的當量長度，但不包括出口的當量長 度），管子直徑為 108mm 4mm 。若在泵出口 處裝一壓強表， 測壓處與泵入口處的位差和摩擦 阻力均可略去不計，試求壓強表讀數(shù)。5.用一離心泵將水由水池送到高位槽， 泵的入口管內(nèi)徑為 80.5 mm, 管內(nèi)水的流速為 1m/s, 出口管內(nèi)徑為 53mm, 其末端高出水面 15 m 。若輸送過程的總壓頭損失為 3 m

33、水柱，試 求該泵應(yīng)提供的壓頭和理論功率？若泵的效率為 65% ，則所需軸功率為多少？水的密度取 1000kg / m3 。6.水從蓄水箱經(jīng)過一水管和噴嘴在水平方向9.807 104Pa 的水洗塔中，貯槽液射出， 如附圖所示。假設(shè) d 2 =13mm, d3 =7.5 mm, z1=12m, z2 z3=6.5 m, , 整個管路的摩擦損失2 m水柱（噴嘴部分的摩擦阻力損失為 0.8 m水 柱）。試求：（1）管路出口處的速度 u3 ；（2）水管和噴嘴連接處截面上的水流速度 u2 和1220m （包括一切局部阻力的當量長度）摩擦系數(shù) 計算式為為：層流：試求閥門開度為 1/4 時閥門的當量長度Re，

34、光滑管湍流：0.31640.25 Re0.25壓強 p2 。7.用離心泵將敞口貯槽中的液體輸送到常壓高位槽中，兩槽液面保持恒定，兩液面高度差 為 12m 。輸送管路直徑為 42mm 2mm，管路總長為 50m（包括管件、閥門的當量長度） 泵送液體流量為 2.015 10 3m3 / s ，操作條件下液體的密度為 1260kg /m3，黏度為1 10 3Pa s，若泵的效率為 60% ，試求泵的軸功率（ kW ）。 摩擦系數(shù) 可按下式計算：層流時R64e，湍流時0R.3e10.62548.如本題附圖所示，用泵將河水經(jīng) 57mm 3.5 mm 無縫 鋼管輸送至高位槽，高位槽內(nèi)液面恒定。泵出口處裝有

35、壓 強表，設(shè)備相對位置示于附圖中，包括一切局部阻力當量 長度在內(nèi)的管子總長度為：壓強表前為 20m ，壓強表后為 80m ，求流量為 10m3 / h時：（1）泵的軸功率， 效率為 0.8 ； （2）壓強表上讀數(shù)。數(shù)據(jù)：1000kg / m3 ，1 10 3Pa s，層流時64 ，湍流時0.310.6254 ，ReRe0.25用于鋼管時為了安全加大 30%的安全因素。9.黏度為30cP、密度為 900kg / m3的液體，自開口 槽 A 經(jīng) 45mm 2.5 mm 的塑料管道流至開口槽 B，兩槽液面恒定， 如本題附圖所示， 在水平管路 上設(shè)置一個閥門，當閥門全關(guān)時，閥門前、后的 壓 強 表 讀

36、 數(shù) 分 別 為 88.3 103Pa 及44.15 103 Pa 。將閥門調(diào)至 1/4開度，流量為3.34m3/h，閥門前、后管長分別為 50m及1310.如本題附圖所示， 用離心泵將貯槽 A中的溶 液輸送至高位槽中， 兩槽液面恒定， 其間垂 直距離為 12m 。在 42mm 2.5mm的水平管 上裝有孔板流量計，用角接取壓法裝置的 U管壓差計測量孔板兩側(cè)的壓強差，壓差計中指示劑汞的讀數(shù)R為 0.54 m ，孔板直徑 d0為 20mm。不包括管子進、出口損失的全部直管與管件的當量長度之和為 50m 。操作條 件下液體的密度為 1260kg / m3 ，黏度為1cP，流動時的摩擦系數(shù) 為 0.

37、0185，若泵的效 率為 0.8 ，試求泵的軸功率。11.用泵將湖水經(jīng)內(nèi)徑為 100mm的鋼管輸送至岸上的 A 槽內(nèi)，如本題附圖所示。湖面與 A 槽液面間的垂直距離為 3m ，出口管高于液面 1m 。輸 水量為 60m3 / h，有人建議將輸水管插入 A 槽的液面 中，如圖中虛線所示。從泵的軸功率角度來看，用計 算結(jié)果說明哪種方案合理。數(shù)據(jù)：摩擦系數(shù) =0.02 ， 包括一切局部阻力在內(nèi)的管子總長度l le 50m，湖水密度1000kg / m3 ，泵的效率0.8 ，管子出口 埋在液面下后設(shè)總長度變?yōu)閘 le 51.5 m 。12某離心泵輸送清水流量為 16.8 m3 / h時，壓頭為 18m

38、 ，試判斷該泵是否可以將密度為 1060kg / m3 、流量為 15m3 / h的溶液從常壓貯槽內(nèi)輸送到壓強為 3 104Pa(表壓)的設(shè) 備中？已知輸送管路直徑為 73mm 4mm ，長度為 124m (包括所有局部阻力的當量 長度)。貯槽及設(shè)備的兩液面恒定，其間的垂直距離為 8.5 m 。管路中液體流動時的摩 擦系數(shù)可取為 0.03 。(二)傳熱1.某日化廠一列管換熱器由25mm 2 mm的不銹鋼管 136 根組成，平均比熱為4.187 kJ /(kg C)的某溶液在管程作湍流流動，其流量為 15000kg / h,并由15 C加熱到 100 C ，溫度為 110 C 的飽和蒸汽走殼程。

39、已知單程時管程內(nèi)溶液的對流傳熱系數(shù)為 523W /(m2 C), 蒸汽對管壁的對流傳熱系數(shù)為11630W /(m2 C), 鋼管的導(dǎo)熱系數(shù)=41W /(m C) ，污垢層熱阻忽略不計。試求：管程為單程時的列管長度。2.列管換熱器的管束由若干根長為 3 m ，規(guī)格為 25mm2.5 mm的鋼管組成。要求將質(zhì) 量流量為 1.25 kg /s的苯由80 C冷卻到30 C ，20 C的水在管內(nèi)與苯逆流流動。 已知水14側(cè)和苯側(cè)的對流傳熱系數(shù)分別為 850W /( m2 C)和1700W /(m2 C ) ，污垢熱阻和管壁熱阻可忽略。若維持水的出口溫度為 50 C ，試求所需的列管數(shù)。取苯的比熱容為19

40、00J /(kg K ) ，密度為 880kg / m3 。3.在一內(nèi)管為 20mm2mm的套管換熱器中， 用清潔河水逆流冷卻某有機液體。 已知管 內(nèi)冷卻水的進、出口溫度分別為 30 C 和 40 C ；有機液體的質(zhì)量流量為 300kg /h ，進 出、口溫度分別為 105 C 和 50 C ，平均比熱為 1.88 kJ /(kg C) ；水和有機液體與管壁 的對流傳熱系數(shù)分別為 2810W /(m2 C)及 1640W /(m2 C) ，管壁和污垢熱阻可忽略， 試求傳熱系數(shù)及套管長度。4.在一傳熱外表面積為 300m 2的單程列管式換熱器中， 300 C 的某氣體流過殼方時被加熱 到 430

41、 C，另一種 560 C 的氣體作為加熱介質(zhì)。兩氣體逆流流動，流量均為 1104 kg /h， 平均比熱均為 1.05 kJ /(kg C) ，試求總傳熱系數(shù)。 假設(shè)換熱器的熱損失為殼方氣體傳熱 量的 10% 。5.某列管換熱器由多根 25mm2.5 mm的不銹鋼管組成，將平均比熱為 1.76 kJ /(kg C) 密度為 858kg / m3的某液體由 20 C加熱到 55 C ，其流量為 15000kg / h ，管內(nèi)流速為 0.5 m/ s 。加熱劑為 130 C 的飽和水蒸氣，在管外冷凝。已知加熱器以外表面為基準的 總傳熱系數(shù)為 774W /(m2 C) 。試求加熱器所需管數(shù) n 及單

42、管長度 L。6.在一管殼式換熱器中，要求用初始溫度為 30 C的原油來冷卻重油，使重油從 180 C冷 卻 到 120 C ， 重 油 的 流 量 為 10000 kg / h , 原 油 流 量 為 14000 kg/h , 重 油 比 熱 為 2177 J/(kg K) , 原油比熱為 1926 J/(kg K) ，假設(shè)換熱時的總傳熱系數(shù) K 為 116.3 W /(m2 C ),試問當原油和重油為并流和逆流兩種情況下，試求：(1)原油的出口溫度各為多少？(2)所需換熱器的換熱面積各為多少？7.有一列管式換熱器由 25mm2.5 mm、長為 3m的 60 根鋼管組成。熱水走管內(nèi)，其15 進

43、、出口溫度分別為 70 C 和 30 C ；逆流冷卻水走管間，其進、出口溫度分別為 20 C 和 40 C ，冷水流量為 1.2 kg/s 。試求換熱器的總傳熱系數(shù)。假設(shè)熱水和冷水的平均比 熱容可取為 4.2 kJ /(kg C) ,換熱器的熱損失可忽略。8.在一傳熱面積 S0為 15m2 的列管式換熱器中，殼程通入飽和水蒸氣以加熱管內(nèi)的空氣。150 C 的飽和水蒸氣冷凝為同溫度下的水排出?？諝饬髁繛?.8 kg / s，其進口溫度為30 C ，比熱容可取為 1kJ /(kg C) ，空氣對流傳熱系數(shù)為 87W /(m2 C) ，換熱器熱損 失可忽略，試計算空氣的出口溫度。9.在傳熱面積為 2

44、0m 2的換熱器中，用溫度為 20 C 、流量為 13200kg / h的冷卻水冷卻進 口溫度為 110 C的醋酸，兩流體呈逆流流動。換熱器剛開始運行時，水出口溫度為 45 C， 醋酸出口溫度為 40 C ，試求總傳熱系數(shù) K0 。而在換熱器運行一段時間后，若兩流體的 流量不變，進口溫度也不變，而冷水的出口溫度降到 38 C ，試求總傳熱系數(shù)下降的百 分數(shù)。水的比熱容可取為 4.2 kJ /(kg C), 換熱器的損失可忽略。10.在一列管式換熱器中，用飽和蒸氣將流量為 53m3 / h的某油品從 60 C加熱到 80 C ， 已知油品的密度為 800kg / m3 ，比熱容為 2.0 kJ

45、/(kg C ) 。換熱器的管束由 368 根 19mm2mm的管子所組成， 每根管子長度為 6m 。若基于管子外表面的總傳熱系數(shù) 為 110W /(m2 C) ，冷凝水在飽和溫度下排出， 換熱器的損失可忽略， 試求飽和蒸氣的 溫度。設(shè)傳熱平均溫度差可按算術(shù)平均值計算。11.有一單管程列管式換熱器，傳熱面積 S0為 4m2 ，列管直徑為 25mm2.5 mm。用溫 度為 25 C 的水將油由 200 C 冷卻至 100 C ，水走管內(nèi)，油走管間，并呈逆流流動。 已知水和油的流量分別為 1200kg / h和 1400kg / h，其比熱容分別為 4.18 kJ /(kg C)和 2.0 kJ

46、/(kg C) ；水側(cè)和油側(cè)的對流傳熱系數(shù)為 1800W /(m2 C)和 200W /( m2 C)。污 垢熱阻和管壁熱阻均可忽略，換熱器的熱損失也可忽略。試校核該換熱器是否合用？12.有一列管式換熱器 ,110 C 的飽和蒸氣在殼方冷凝為同溫度下的水排出，管內(nèi)為一定流16量的氣體呈湍流流動，其溫度從 30 C 加熱到 50 C ?，F(xiàn)因氣體流量增加，而加熱蒸氣溫度和氣體進口溫度均不變， 氣體出口溫度降到 48 C ，試求氣體流量為原流量的倍數(shù) 假設(shè)管壁熱阻、污垢熱阻及換熱器的熱損失均可忽略；兩種情況下氣體物性可視為不變； K i ， i Wc0.8 。（三）吸收1.在逆流操作的填料吸收塔內(nèi)，

47、用純?nèi)軇┪漳硽怏w混合物中的溶質(zhì)，氣體混合物中溶質(zhì) 的濃度很低。若在操作條件下，平衡線和操作線均為直線，兩直線斜率之比為 0.8, 塔高 為 18 米，氣相總傳質(zhì)單元高度為 1.5 米，試求此吸收塔的回收率。2.在直徑為 0.8 m的填料吸收塔內(nèi)，用水吸收分壓為 1330 Pa 的氨空氣混合氣體中的氨， 經(jīng)過吸收操作后，混合氣中 99.5 % 的氨被水吸收。已知入塔的空氣流率為 1390kg /h,水的用量為其最小用量的 1.44 倍，在操作條件下，氣液平衡關(guān)系為 Y* =0.755 X ，氣相 體積吸收總系數(shù) KYa為 314kmol /（m3 h） ，試求所需填料層高度。 （操作壓強為 1

48、.013 5105Pa)3.用清水吸收有機合成殘余氣體中的甲醇（其它氣體視為不參與反應(yīng)的） 。處理氣體量為 1m3（標準）/s, 混合氣中含甲醇 20 g / m3 ，吸收率為 95% ，適宜的液氣比是最小液氣比 的 125% ，該條件下氣液平衡關(guān)系為 Y* =1.15 X ，試求吸收所需的氣相總傳質(zhì)單元數(shù)。4.某連續(xù)逆流填料吸收塔用清水在常壓及 0 C 下吸收有機合成殘余氣體中的甲醇 （其它組 分可視為惰性組分），殘氣進塔流量為 1 m3 / s （以標準狀態(tài)計 ），含甲醇 25 g / m3 （標準狀 態(tài)） ，要求甲醇的吸收率為 90 % ，吸收劑用量為最小用量的 1.3 倍，操作條件下的

49、氣液 平衡關(guān)系為 Y*=1.1 X ，求塔底吸收液出口組成及此吸收過程的氣相總傳質(zhì)單元數(shù)。5.110 kPa 下定態(tài)操作的氨吸收塔的某截面上，含氨 0.03 （摩爾分數(shù)）的氣體與氨濃度為 1kmol / m3的氨水相遇，已知氣膜傳質(zhì)系數(shù) kG =5 10 9 kmol /（m2 s Pa）, 液膜傳質(zhì)系數(shù) kL=1.5 10 4 m/s,其平衡關(guān)系可以用亨利定律表示，溶解度系數(shù) H 為 7.3 10 4 kmol /（m3 Pa）, 試求：以分壓差表示的總推動力，總傳質(zhì)系數(shù)和傳質(zhì)速率。17氣膜、液膜阻力占總阻力的百分比。6. 某廠有一填料吸收塔，直徑為 880 mm ，填料層高 6m ，所用填

50、料為 56 mm的拉西環(huán)。在25 C及1 atm時，每小時處理 2000m3含5%（體積%,下同）丙酮的空氣 -丙酮混合氣。 處理時使用水作溶劑。塔頂送出的尾氣中含丙酮 0.263 % ，塔底送出的溶液中每千克含 丙酮 61.2 克。已知在此操作條件下的平衡關(guān)系為 Y*=2X ，試計算氣相總體積傳質(zhì)系數(shù)KYa。7.在逆流填料吸收塔中，用清水吸收混合氣中溶質(zhì)組分。操作溫度為 20 C 、壓強為101.33 kPa ，對應(yīng)的混合氣流量為 480m3 / h。進塔氣相組成為 0.015 （摩爾分數(shù)），吸 收率為 98% ，出塔液相組成可達到與出塔氣相濃度平衡濃度的 80% ，平衡關(guān)系為 Y* =0.

51、75 X （Y，X 為摩爾比） 。試求：出塔液相組成，以摩爾比表示；用水量， kg /h。8.在逆流填料吸收塔中，用清水吸收混合氣中溶質(zhì)組分。測得進塔氣相組成為0.06（摩爾比，下同），出塔氣相組成為 0.008 ，出塔液相組成為 0.02 。操作條件下氣液平衡關(guān)系 為Y* =2.5 X （ Y，X為摩爾比）, 若填料層高度為 8 m ，試求該塔的氣相總傳質(zhì)單元高度HOG 。9.在逆流填料吸收塔中，用清水吸收混合氣中溶質(zhì)。進塔氣相組成為 0.026 （摩爾比，下 同），出塔氣相組成為 0.0026 ，混合氣中惰氣流量為 100m3 （標準） / h ，清水流量為 0.1 m3 / h。操作條件

52、下氣液平衡關(guān)系為 Y* =0.526 X （ Y，X為摩爾比）, 若填料層高度為 1.5 m ，塔內(nèi)徑為 0.2 m ，試求該塔的氣相體積總傳質(zhì)系數(shù) KYa， kmol /（ m3 h）。m。10.在逆流常壓填料吸收塔中，用清水吸收混合氣中溶質(zhì)組分。 進塔氣相組成為 5 %（體積）， 吸收率為 98% 。吸收劑用量為最小用量的 1.4 倍，操作條件下的氣液平衡關(guān)系為 Y* =1.2 X （Y，X 為摩爾比） ，氣相體積總傳質(zhì)系數(shù) KYa為 180kmol /（ m3 h ） 。若混合氣 流量為 2826m3（標準）/ h ，按標準狀態(tài)下計的氣體空塔速度為 1m/s，試求：1）出塔液相組成 X1

53、，摩爾比；（2）氣相總傳質(zhì)單元高度，1811.在常壓逆流操作的填料吸收塔中，用清水吸收氨空氣混合氣體中的氨，混合氣的質(zhì)量流速為 580kg /（m 2 h） ，組成為 6 % （體積），吸收率為 99% ；水的質(zhì)量流速為770kg/（m2 h） 。操作條件下的氣液平衡關(guān)系為 Y* =0.9 X （Y，X 為摩爾比 ） ，若填料層 高度為 4m ，試求氣相總傳質(zhì)單元高度。12.在逆流操作的填料吸收塔中，用清水吸收焦爐氣中的氨，氨的濃度為8g/（標準）m3，混合氣處理量為 4500m3（標準）/ h 。氨的回收率為 95 % ，吸收劑用量為最小用量的 1.5 倍。 操作壓強為 1.013 105

54、Pa ，溫度為 30 C ，氣液平衡關(guān)系為 Y*=1.2 X（ Y，X 為摩爾比 ）， 氣相體積總傳質(zhì)系數(shù) K Ya為0.06 kmol /（ m3 h）,空塔氣速為 1.2 m / s，試求：（1） 用水量， kg /h；（2） 塔徑和塔高， m 。（四）精餾1.某兩組分混合液用精餾塔分離，其進料濃度為 50% （摩爾分率），泡點進料，體系相對 揮發(fā)度為 2，塔頂出料量為進料量的 60% ，當回流比為 0.8 時，需要的理論塔板數(shù)為無 窮多塊，試求：此時塔頂、塔底的組成各為若干？若回流比改為 1.5 ，保持各組成不變，理論塔板數(shù)減少，試繪出精餾段和提餾段的操作線（簡圖）。2. 已知苯與甲苯兩組分體系的相圖如圖所示，在常 壓連續(xù)精餾塔中進行分離，已知原料液的組成為0.50 （摩爾分