從大工整理練習(xí)

1、流體流動(dòng)一、填空：1. 氣體的粘度隨溫度的升高而 ,水的粘度隨溫度的升高 。1、流體在圓形直管中作滯流流動(dòng)時(shí)，其速度分布是型曲線，其管中心最大流速為平均流速的 倍，摩擦系數(shù)入與 Re的關(guān)系為。2、在層流區(qū)，摩擦系數(shù)入只與 有關(guān)；在阻力平方區(qū)，摩擦系數(shù)入只與有關(guān)。10. 層流與湍流的本質(zhì)區(qū)別是： 。一. 湍流流速大于層流流速；二. 流道截面積大的為湍流，截面積小的為層流；三. 層流的雷諾數(shù)小于湍流的雷諾數(shù)；四. 層流無徑向脈動(dòng)，而湍流有徑向脈動(dòng)。9. 層流底層越薄。A. 近壁面速度梯度越小B. 流動(dòng)阻力越小C. 流動(dòng)阻力越大D. 流體湍動(dòng)程度越小1.測(cè)量流體流量時(shí)，流量增加，孔板流量計(jì)兩側(cè)的壓差

2、如何變化？若改用轉(zhuǎn)子流量計(jì)，隨流量增加轉(zhuǎn)子兩側(cè)壓差值將如何變化？1、連續(xù)性介質(zhì)假定是指。3、流體阻力產(chǎn)生的根源是 。 粘性是指。4、 在連續(xù)穩(wěn)定流動(dòng)過程中，流速與管徑的（）成正比。均勻圓管內(nèi)流體的流速不因流阻的存在而（）。5、無因次數(shù)群是（）的數(shù)組。6、滯流與湍流的根本區(qū)別是（）。7、 一定量的流體在圓形直管內(nèi)流過，若流動(dòng)處于阻力平方區(qū)，則流動(dòng)阻力與速度的（）成正比。8、圓形直管內(nèi)流體滯流流動(dòng)的速度分布呈（）形狀。其平均速度是中心最大速度的（）。摩擦阻力系數(shù)與雷諾數(shù)的關(guān)系是（ ）°）法和（）法。10、局部阻力所引起的能量損失有兩種計(jì)算方法：11、并聯(lián)管路的特點(diǎn)是（ ）。分支管路的特點(diǎn)

3、是（ ）。12、孔板流量計(jì)是通過（）來反映流量的大小，又稱為（）流量計(jì)，而轉(zhuǎn)子流量計(jì)是流體流過節(jié)流口的壓強(qiáng)差保持恒定，通過變動(dòng)的（ ）反映 流量的大小，又稱（）。牛頓粘性定律的表達(dá)式為（ ），牛頓粘性定律適用于（ ）流體。16、在一穩(wěn)定流動(dòng)系統(tǒng)中，水由細(xì)管流入粗管，細(xì)管與粗管的流速分別為2m/s 與 1m/s 。細(xì)管與粗管連接處的局部阻力系數(shù)Z=0。27,則水通過的局部阻力所產(chǎn)生的壓強(qiáng)降為（）Pa。17、 測(cè)流體流量時(shí),隨著流體流量的增加,孔板流量計(jì)兩側(cè)壓差將（）,若改用轉(zhuǎn)子流量計(jì)測(cè)量,當(dāng)流量增大時(shí),轉(zhuǎn)子兩端的壓差值將（）。18、 流量相同,若 d1/d 2=2, 則 Re1/Re2=, 若相

4、對(duì)粗糙度相同。且均在阻力平方區(qū)流動(dòng),則相同管長(zhǎng)的直管阻力損失 hf1/h f2 = 。19、 用孔板流量計(jì)測(cè)量流體的流量時(shí),隨著流量的增加孔板前后的壓差值將 ; 若改用轉(zhuǎn)子流量計(jì),轉(zhuǎn)子前后壓差將 。20、 往復(fù)泵的調(diào)節(jié)方法有 , , 。二、選擇題： 1、在完全湍流區(qū),直管流動(dòng)阻力與（）成正比。A、管內(nèi)流動(dòng)的雷諾數(shù)B 、管內(nèi)平均速度的平方C管長(zhǎng)LD、液體的粘度2、層流底層越薄,則以下結(jié)論正確的是（）A、近壁處速度梯度越小B、流動(dòng)阻力越小C、流動(dòng)阻力越大D、流體湍動(dòng)程度越小3、在完全湍流中粗糙管的摩擦系數(shù)（）。A、與光滑管一樣B、取決于 ReC、取決于& /dD、與Re,& /d有

5、關(guān)4、兩管并聯(lián),若 d1=2d2, L 1=2L2 , 則 hf1/h f2=_(A) 2(B) 4(C) 1/4 (D) 1 (E) 1/2當(dāng)兩管中流體均作層流流動(dòng)時(shí),V1/V 2=。（A） 2（B） 4 （C） 8 （D） 1/2 （E） 1當(dāng)兩管中流體均作湍流流動(dòng)時(shí)，并取入 1=入2,則V/V2=（A） 2 （B） 4 （C） 8 （D） 1/2 （E） 1/4三、計(jì)算題虹吸管問題:例：如圖1所示：反應(yīng)器和儲(chǔ)槽均通大氣，用虹吸管從高位槽向反應(yīng)器加料。要求料液流速為u= 1 m/s ，料液在管內(nèi)阻力損失為刀hf=20J/kg(不計(jì)出口損失)。求：高位槽液面比管出口高出多少？(h=2.09m

6、 ) Notes:空化現(xiàn)象圖1圖2 真空吸料問題：如圖 2，儲(chǔ)槽液面恒定。將 30 C的C2H5OH(密度為800kg/m 3)用$57 X3.5mm 的無縫鋼管吸入高位槽中。要求Vs=0.004m 3/s，且Ehf=0。求真空泵需將高位槽的壓力降到多少？工程上這一操作能否實(shí)現(xiàn)？ (p=5300N/m2)流體輸送機(jī)械一、填空題3. 離心泵用出口閥調(diào)節(jié)流量實(shí)質(zhì)上是改變 曲線，用改變轉(zhuǎn)速來調(diào)節(jié)流量實(shí)質(zhì)上是改變曲線。2. 管路特性曲線和離心泵特性曲線的交點(diǎn)稱為 ，若需改變這一交點(diǎn)的位置，常采用 的方法以改變管路特性曲線， 或的方法以改變泵的特性曲線。3. 泵的揚(yáng)程的單位是 ，其物理意義是 。11.

7、有人認(rèn)為離心泵的揚(yáng)程就是離心泵的升揚(yáng)高度，有人認(rèn)為離心泵的軸功率也就是原動(dòng)機(jī)的功率。A 這兩種說法都不對(duì)B 這兩種說法都對(duì)C 前一種說法對(duì)D 后一種說法對(duì)1. 如果離心泵啟動(dòng)前不灌泵，會(huì)發(fā)生什么現(xiàn)象，原理是什么？1、離心泵的工作點(diǎn)是（）曲線與（ ）曲線 的交點(diǎn)；離心泵的安裝高度超過允許安裝高度時(shí)，離心泵發(fā)生（ ）現(xiàn)象。離心泵用出口閥調(diào)節(jié)流量實(shí)質(zhì)上是改變（）曲線，用改變轉(zhuǎn)速來調(diào)節(jié)流量實(shí)質(zhì)上是改變（）曲線。旋渦泵常用（）方法來調(diào)節(jié)流量。3 被輸送液體的粘度增大時(shí)，則離心泵的壓頭（），效率（）。4、離心泵的允許氣蝕余量厶 h的定義式是（）。6、離心泵流量調(diào)節(jié)方法為（），（），（）。7、離心泵在啟動(dòng)前

8、，要先灌泵，以防止（）現(xiàn)象的發(fā)生。氣蝕是指（）。為防止氣蝕現(xiàn)象的發(fā)生，離心泵的安裝高度應(yīng)（）。8、離心泵的性能參數(shù)主要是（? ? ?）。性能曲線是指（，）的關(guān)系曲線。9、離心泵的允許吸上真空度是指（）。允許氣蝕余量是指（）。10、離心泵的工作點(diǎn)是指（）的交點(diǎn)。工作點(diǎn)即流量調(diào)節(jié)一般用（）方法。11、用離心泵把江水送至敞口高位槽，若管路條件不便，而江面下降，則泵的輸液量 ；軸功率 。12、采用離心泵的串并聯(lián)可改變工作點(diǎn)， 對(duì)于管路特性曲線較平坦的低阻管路， 采用（ ） 組合可獲得較高的流量和壓頭，而對(duì)于高阻高阻管路，采用（ ）組合較好對(duì) 于（4 Z+A P/ pg）值高于單臺(tái)泵所能提供最大壓頭的特

9、定管路，則采用（）組合方式。二、選擇題1、用同一離心泵分別輸送密度為pi及p 2的兩種流體，已知二者體積流量相等，p 1=1.2 p 2,則（ ）。A 揚(yáng)程H=H2，軸功率N=1.2N2B 揚(yáng)程H=1.2H2，軸功率 Ni=MC 揚(yáng)程Hi=H2，軸功率Ni=N2D 揚(yáng)程 1.2H1=H，軸功率 1.2N1=Na2 離心泵的安裝高度與 （）。A泵的結(jié)構(gòu)無關(guān)B液體流量無關(guān)C吸入管路的阻力無關(guān)D 被輸送的流體密度有關(guān)3 兩臺(tái)型號(hào)相同的泵串聯(lián)操作的總壓頭 （） 單臺(tái)泵壓頭的兩倍。A低于B等于C大于D不能確定4、離心泵的揚(yáng)程是指單位質(zhì)量流體經(jīng)過泵以后以下能量的增加值（)A、包括內(nèi)能在內(nèi)的總能量B、機(jī)械能

10、C、靜壓能D、位能（即實(shí)際的升揚(yáng)高度）三計(jì)算題1.（20分）某離心泵，一定的轉(zhuǎn)速下，其壓頭與流量的關(guān)系可用H= 18-6Xl05q：（H單位為m 6單位為nVs ）來表示。用該泵從貯槽將水送至高位槽，如附圖 所示。兩槽均為敞口，且水面維持恒定。管路系統(tǒng)的總長(zhǎng)為20m （包括所有局部 阻力的當(dāng)量長(zhǎng)度），管徑為© 46X 3mm摩擦系數(shù)可取為0.02，試計(jì)算：輸水量m/h ；若泵的效率為65%，水的密度為1000Kg/，離心泵在運(yùn)轉(zhuǎn)時(shí)的軸功率 KW2-i一 /2一 /3m三、計(jì)算題1. （20分）如圖所示輸水系統(tǒng)，用泵將 20 r水從敞口貯槽送至溶液上方表壓為10kpa的密閉容器。已知管

11、路總長(zhǎng)度（包括所有當(dāng)量長(zhǎng)度，下同）為 100m壓力 表之后管路長(zhǎng)度為80m管路摩擦系數(shù)為0.03，管路內(nèi)徑為0.05m,水的密度為 1000kg/m3，泵的效率為0.8，輸水量為15nVh。求：（1）整個(gè)管路的阻力損失， J/kg ； （2）泵軸功率，kw； （3）壓力表的讀數(shù)，Pa。傳熱一、填空4. 厚度不同的三種材料構(gòu)成三層平壁，各層接觸良好，已知b i b2 b3 ;導(dǎo)熱系數(shù)入i入2入3。在穩(wěn)定傳熱過程中，各層的熱阻RR2R3； 各層導(dǎo)熱速率QQQ。（填， 或=）5. 列管換熱器中，用飽和水蒸氣加熱空氣?？諝庾吖軆?nèi)，蒸汽走管間，則管壁溫度接近的溫度，總導(dǎo)熱系數(shù)接近 的對(duì)流傳熱系數(shù)。6.

12、冷凝現(xiàn)象有冷凝和冷凝，工業(yè)冷凝器的設(shè)計(jì)都按 冷凝設(shè)計(jì)4. 多層筒壁穩(wěn)定導(dǎo)熱中，若某層的熱阻最大，則該層兩側(cè)的溫差 ;若某層的導(dǎo)熱面積最大，則通過該層的熱流密度 。5. 列管換熱器中用水使 46C CS2的飽和蒸汽冷凝，則 CS2飽和蒸汽應(yīng)通過 。6. 碳鋼的導(dǎo)熱系數(shù)為入1,銅的導(dǎo)熱系數(shù)為入2,常溫水的導(dǎo)熱系數(shù)為入3,常壓常溫空氣的導(dǎo)熱系數(shù)為入4,則入1入2入3入412. 判斷下面的說法中哪一種是錯(cuò)誤的：A. 在一定的溫度下，輻射能力越大的物體，其黑度越大；B. 在同一溫度下，物體的吸收率A與黑度£在數(shù)值上相等，因此 A和£的物理 意義相同；C. 黑度越大的物體吸收熱輻射的能

13、力越強(qiáng)；D. 黑度反映了實(shí)際物體接近黑體的程度。10. 在列管換熱器中，用飽和蒸汽加熱空氣，下面兩項(xiàng)判斷是否合理:甲：傳熱管的壁溫將接近加熱蒸汽溫度；乙：換熱器總傳熱系數(shù) K將接近空氣側(cè)的對(duì)流傳熱系數(shù)。A.甲乙均合理 B.甲乙均無理 C.甲合理，乙無理 D.乙合理，甲無理11. 已知當(dāng)溫度為T時(shí)，耐火磚的輻射能力大于鋁板的輻射能力，則鋁的黑度耐火磚的黑度。A 大于B.等于C.不能確定是否大于 D.小于13. 對(duì)在蒸汽-空氣間壁換熱過程中，為強(qiáng)化傳熱，下列方案中 在工程上是可行的：A、提高空氣流速；B提高蒸汽流速；C采用過熱蒸汽以提高蒸汽溫度；D在蒸汽一側(cè)管壁上加裝翅片，增加冷凝面積并及時(shí)導(dǎo)走冷

14、凝液；2. 套管換熱器的內(nèi)管走空氣，管間走飽和水蒸汽，如果蒸汽壓力一定， 空氣進(jìn)口溫度一定，當(dāng)空氣流量增加時(shí)，對(duì)流傳熱系數(shù)、總傳熱系數(shù)如何變化？空氣出口溫度應(yīng)該如何變化？2、管外包裹厚度相同的 A、B兩種絕熱材料保溫層，入a入b,問哪種材料放在內(nèi)層好？為什么？B放在內(nèi)層好，熱損失小。I、蒸汽冷凝放熱時(shí)，要經(jīng)常注意排放（）,這是因?yàn)椋ǎ?、管內(nèi)對(duì)流傳熱，流體內(nèi)溫度梯度最大是在（）,原因是（）。4、 膜系數(shù)越（）,液體核狀沸騰時(shí)， t越大，越（）。5、 在一列管換熱器中用殼程的飽和蒸汽加熱管程的液體（無相變），若飽和蒸汽側(cè)的飽和蒸汽壓力增大，而液體的流量和進(jìn)口溫度不變，則液體出口溫度（）,蒸汽側(cè)

15、的對(duì)流傳熱系數(shù)（）。6、某換熱器中用飽和水蒸汽加熱有機(jī)溶液，現(xiàn)發(fā)現(xiàn)溶液的出口溫度比原來低，檢查溶液的初溫和流量均無變化，請(qǐng)列舉二個(gè)可以導(dǎo)致上述現(xiàn)象的原因：（）（ ）7、常見的列管換熱器折流板型式有（）,（）。8、 隨著溫度的增加，空氣的黏度（）,空氣的導(dǎo)熱系數(shù)（）。9、某一段流體流過一段直管后，在流入同一內(nèi)徑的彎管段，則彎管段的傳熱系數(shù)比直管段傳熱系數(shù)（），因?yàn)椋ǎ?。II、 基爾霍夫定律的表達(dá)式為（），該定律的前提假設(shè)條件是（ ）。12、在空氣一水換熱的換熱器中，為強(qiáng)化傳熱可能采取的措施有哪些（）,傳熱壁面的溫度接近于（）的溫度。14、化工生產(chǎn)中常以水蒸汽作為一種加熱介質(zhì)，其優(yōu)點(diǎn)是（）。水蒸汽

16、冷凝時(shí)應(yīng)及時(shí)排除不凝性氣體，其原因是（）。）和（），15、大容積中的飽和沸騰傳熱可分為（），（而在工業(yè)生產(chǎn)中常在（ ）階段操作。17、三層圓筒壁熱傳導(dǎo)過程，最外層的導(dǎo)熱系數(shù)小于第二層的導(dǎo)熱系數(shù)，兩層厚度相同，在 其它條件不變時(shí)，若將第二層和第三層的材質(zhì)互換，則導(dǎo)熱量變（ ），第二層與 第三層的界面溫度變（ ）。18、在垂直冷凝器中，蒸汽在管內(nèi)冷凝，若降低冷卻水的溫度，冷卻水的流量不變，則冷凝傳熱系數(shù)（ ），冷凝傳熱量（ ）。20、在高溫爐外設(shè)置隔熱擋板，擋板材料黑度愈低，熱損失愈（）。21、寫出兩種帶有熱補(bǔ)償?shù)牧泄軗Q熱器名稱（22、斯蒂芬波爾茨曼定律的數(shù)學(xué)表達(dá)式為（）。23、327C的黑體輻射

17、能力為 27C黑體輻射能力的（）2（），它表示（）。）倍。25、 沸騰傳熱設(shè)備壁面越粗糙，氣化核心越（），沸騰傳熱系數(shù)越（）。）倍。26、黑體的表面溫度提高一倍，則黑體的輻射能力提高（27、在列管換熱器中使用飽和水蒸汽加熱冷空氣時(shí)，管壁的溫度接近 （）側(cè)溫度。、選擇題1、管壁熱阻和污垢熱阻可忽略，當(dāng)傳熱面兩側(cè)的對(duì)流傳熱膜系數(shù)相差較大時(shí)，總傳熱系數(shù) 總是接近于（ ）。熱阻大的那側(cè)的傳熱膜系數(shù) B 熱阻小的那側(cè)的傳熱膜系數(shù)C 上述兩者的平均值D 不一定3、為減少室外設(shè)備的熱損失，擬在保溫層外包一層金屬皮，則選擇金屬皮時(shí)應(yīng)優(yōu)先考慮的因素是選用的材料（）。顏色較深 B 表面粗糟 C 顏色較淺 D 表面

18、光滑5、某一套管換熱器，由管間的飽和蒸汽加熱管內(nèi)空氣，設(shè)飽和蒸汽的溫度為100 C,空氣進(jìn)口溫度為20C,出口溫度為80 C,問此套管換熱器內(nèi)管壁溫度應(yīng)是 （）。接近空氣溫度 接近飽和蒸汽和空氣的平均溫度接近飽和蒸汽溫度三、計(jì)算題：1、 某一逆流操作套管換熱器，冷卻水進(jìn)口溫度t1=30 C,出口溫度t2=84 C;熱流體進(jìn)口溫 度T1=180C ,出口溫度T2=120C .若改為并流操作，其它條件均不變，兩流體的出 口溫度分別為多少 ?（設(shè)平均溫度差可用算術(shù)平均值） 。2、 一套管換熱器用133C的飽和水蒸汽將管內(nèi)的氯苯從33C加熱至73C，氯苯流量為5500kg/h ，現(xiàn)因某種原因，氯苯流量

19、減少到 3300 kg/h ，但其進(jìn)出口溫度欲維持不變，試問 此時(shí)飽和蒸汽溫度應(yīng)為多少，才能滿足要求 ? 此時(shí)飽和蒸汽的冷凝量為原工況的百分之幾 ?（設(shè)在兩工況下蒸汽冷凝熱阻、 管壁熱阻、 垢層熱阻及熱損失均可忽略， 且氯苯在管內(nèi)作湍 流流動(dòng)，忽略兩工況下飽和蒸汽汽化潛熱的變化） 。3、 在套管換熱器中，冷流體以500kg/h流過$ 23x 2mnm勺管內(nèi)，冷流體的比熱為1k J/kg °C, 進(jìn)出口溫度為20C和80C,管壁的導(dǎo)熱系數(shù)為 45w/mC,加熱介質(zhì)走管外，溫度由150C降 為90C ,已知管內(nèi)傳熱膜系數(shù)為a1=700w/m2C，總傳熱系數(shù) K0（基于管外表面積 ）為 3

20、00w/mC，熱損失可以忽略不計(jì)。求：管外對(duì)流傳熱膜系數(shù)a 0；逆流傳熱所需管長(zhǎng);如果加熱介質(zhì)換為140C的飽和蒸汽，冷凝為飽和液體，蒸汽冷凝傳熱膜系數(shù)a 0=8000 w/m2 C,其它條件不變，所需管長(zhǎng)；D換熱器使用一年后，發(fā)現(xiàn)冷流體的出口溫度達(dá)不到80C，請(qǐng)說明原因。2.（20分）16C的鹽水以3840kg/h的流率通過套管換熱器的內(nèi)管而被加熱。內(nèi)管為$ 38X 2.5mm的鋼管。105C的過熱水以4卅巾的流率在環(huán)隙內(nèi)流過，而被冷卻至48 C，兩流體作逆流流動(dòng)。熱水對(duì)管壁的對(duì)流傳熱系數(shù)a 0為5000W/m2C，已33知鹽水物理性質(zhì)（平均溫度下）p= 1200Kg/m ,C p =3.3

21、KJ/Kg C ,卩=0.95 x 10 - Pa - s,入=0.56W/mC ,管內(nèi)外污垢熱阻分別為Rsi = 1/3788m 2 -C /w,Rso = 1/3846m 2 -C /w。求鹽水出口溫度和所需鋼管的長(zhǎng)度。忽略熱損失和管壁3熱阻。（熱水在平均溫度下的C p=4.18kJ/kg C , p =1000 kg/m ）2. （20分） 有一套管換熱器，由內(nèi)管為54x 2mm套管為 116X 4mm的鋼管組成。內(nèi)管中苯自 50C被加熱至80C，流量為4000Kg/h。環(huán)隙中為2at （絕）的飽和水蒸汽冷凝。蒸汽冷凝傳熱系數(shù)為10000W/nbC。已知：苯在50C80C之間的物性數(shù)據(jù)平

22、均值為：p= 880Kg/m3, Cp = 1.86KJ/Kg -C, 入=0.134 W/m 2 -C,= 0.39cP , 管內(nèi)側(cè)污垢熱阻 R= 0.0004 m 2 -C /W, 管壁及管外側(cè)污垢熱阻不計(jì)。蒸汽溫度與壓強(qiáng)關(guān)系如下表所示：壓強(qiáng)at （絕）1.02.03.0溫度C99.1120133試求：A）管壁對(duì)苯的對(duì)流傳熱系數(shù)；B ）套管的有效長(zhǎng)度；C ）若加熱蒸汽壓力為 1at （絕），問苯出口溫度有何變化？應(yīng)為多少?精餾填空：7. 精餾塔中的恒摩爾流假設(shè)，其主要依據(jù)是各組分的，但精餾段與提餾段的摩爾流量由于 的影響而不一定相等。8. 精餾塔中，越往上氣液兩相中 越多，溫度就越 。9.

23、精餾塔的設(shè)計(jì)中，R, xf, xd, xw定，若進(jìn)料熱狀況由原來的飽和蒸氣進(jìn)料改為飽和液體進(jìn)料，則所需的理論塔板數(shù)N。14. 二元溶液連續(xù)精餾計(jì)算中，進(jìn)料熱狀態(tài)的變化將引起以下線的變化A平衡線；B操作線與q線；C平衡線與操作線；D平衡線與q線。15. 某二元混合物，=3,全回流條件下Xn=0.3，則yn-i=。A 0.9 B 0.3 C 0.854 D 0.7947. 所需理論板數(shù)為最少時(shí)的精餾操作稱為 ，此時(shí)R ;而R= 時(shí),所需理論板數(shù)最多，為 。8. 雙組分溶液的相對(duì)揮發(fā)度a=1時(shí)。物系的a值愈大，在x-y圖中的平衡曲線愈 對(duì)角線。12. 當(dāng)XF、XD、XW和q 定時(shí)，若減小回流比R其他

24、條件不變，則 。A. 精餾段操作線的斜率變小，兩操作線遠(yuǎn)離平衡線B. 精餾段操作線的斜率變小，兩操作線靠近平衡線C. 精餾段操作線的斜率變大，兩操作線遠(yuǎn)離平衡線D. 精餾段操作線的斜率變大，兩操作線靠近平衡線13. 已知q=1.1，則加料中液體量與總加料量之比為 。A 1.1:1 B 1:1.1 C 1:1D 0.1:11、精餾操作的目的是 ,某液體混合物可用精餾方法分離的必要條件是 物需用精餾方。對(duì)于存在恒沸物或相對(duì)揮發(fā)度等於1的液體混合法分離。,其基本原理都 是3、在精餾塔的設(shè)計(jì)中，最 小回 流比是 指時(shí)的回流比.若增大回流比,則精餾段L/V,提餾段L/V,完成同樣分離要求所需的塔板數(shù)減少

25、，但它是以的增加為代價(jià)的回流比的調(diào)節(jié)是通過 實(shí)現(xiàn)的。4、 進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)q的物理意義是，對(duì)于飽和液體其值等于,飽和蒸汽q等于。5、 用直角梯級(jí)法(圖解法)求解理論板數(shù)的前提條件是 ,該前提的主要條件是。6、 板效率是對(duì)假定的修正，對(duì)于分凝器或再沸器，單板效率等于。7、 對(duì)于一投產(chǎn)的精餾塔，保持D/F,進(jìn)料狀態(tài)q不變,若增大回流比R,則塔頂流岀液組成x,塔釜流岀液組成XW.XD的最大值是在 條件下求岀的，與塔的分離能力無關(guān)，受的約束。&“精餾操作的依據(jù)是混合液各組分間的沸點(diǎn)差異”一語錯(cuò)在何處？正確地表示應(yīng)為：( )。答：依據(jù)是混合物各組分的揮發(fā)性差異，以上說法只使用于理想物系9、理想溶液

26、的特點(diǎn)是同分子之間的作用力與異分子之間的作用力（），形成的溶液（）容積效應(yīng)和熱效應(yīng)。答：相同無10、已知甲醇（A）水（E）混合液在7 5。0C時(shí)的純分蒸汽壓數(shù)據(jù)和y x數(shù)據(jù)為: p°A=149.6kp a,p°B = 38.5Kp a；x = 0.4.y = 0.7 2 9，則相對(duì)揮發(fā)度a=（）o （浙大97）答：4.03Ya/XaYb/Xb0.729 0.64.030.4 0.27111、 塔頂上升蒸汽量中含有 A, B, C三個(gè)組分，其中A組分含量為30%（摩爾）。將蒸汽全部冷凝，冷凝液 分上下兩層，上層供回流，下層作產(chǎn)品，如圖所示。兩層組成如下：上層：A 45% B

27、: 10% C: 45%。下層：A: 3% B : 90% C 7%貝U： （1）回流比R=（）（2 ）塔頂上升蒸汽中B含量=（）答：（1） 1.8（ 2） 38.5%12、 某二元混合液中含易揮發(fā)組分，Xa =0.5（摩爾分率），經(jīng)平衡蒸餾（閃蒸）后得到汽量：液量=1:1,相對(duì)揮發(fā)度為2,則閃蒸后氣相中易揮發(fā)組成為（），液相中難揮發(fā)組成為（）答：x=0.59，y=0.5913、（1）簡(jiǎn)單蒸餾與平衡蒸餾的主要區(qū)別是（）（2）某雙組分混合液分別用簡(jiǎn)單蒸餾與平衡蒸餾兩種方法分離，若料液的組成、進(jìn)料量、操作壓力和最終釜液溫度都相同，則釜液濃度X簡(jiǎn)（）Xw平，餾岀液平均濃度X °簡(jiǎn)（）Xd平

28、，餾岀液總量WdW （） W D平.（ <，=， >）.答：（1）餾出液組成是否隨時(shí)間變化，有無回流。（2）= > <14、簡(jiǎn)單蒸餾的主要特點(diǎn)是：列岀簡(jiǎn)單蒸餾操作時(shí)易揮發(fā)組分的物料衡算式：（清華9 6）答：略15、精餾塔設(shè)計(jì)中，回流比越（）,所需理論板數(shù)越少，操作能耗越（）。但隨著回流比的增大，操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)的總和將（） 答：大 多 存在一最小值1、在設(shè)計(jì)連續(xù)操作精餾塔時(shí)，如保持Xf, D/F, R, x 一定，進(jìn)料熱狀況和選用的操作氣速也一定，則增大進(jìn)料量將使塔徑（），而所需的理論板數(shù)（答：增大 一定17、在設(shè)計(jì)連續(xù)操作精餾塔時(shí)，欲保持餾出液組成xd和易揮發(fā)組分的回收

29、率n d不變，試定性判斷分別改變下列操作參數(shù)（其它參數(shù)不變）時(shí)所需的理論板數(shù)將如何變化：（ 1）加大回流比 R， NT（)（ 2）提高操作壓強(qiáng) P， NT（)（ 3）提高加料溫度 t f ， NT（)（ 4）增加生產(chǎn)能力 30%（仍能正常工作） ， NT（）。答：減小增大增大不變18、 連續(xù)精餾操作時(shí)，若減少塔釜加熱蒸汽量，而保持餾出液量D和進(jìn)料狀況（F, xq ）不變時(shí)，則L/V（）， L/V'（）， xD（）， xw（） .答：減小 增大 下降 上升（加熱量減小，回流比減小，則L/V減小丄/V'增大,x d減小,x w上升）19、精餾操作時(shí)，若F,Xf,q，加料板位置，D,

30、R不變，而使操作壓力減小，則x d,（）,xw（）。答：增大 減小20、 操作中的精餾塔，保持F, x f,q, D不變，若采用的回流比 Rv%，則有：xD（）,xw（）.'答：下降 上升21、 精餾塔操作時(shí)，若提餾段上升蒸汽量 V增加，而回流量和進(jìn)料狀態(tài)（F, Xf, q）仍保持不變，則R（），xD （）， x W （）， L' /V '（）。答：減小,下降，下降，減?。╒ '增大,V將增大，由V=L+D得R減小，D/F則增大,Xd下降丄不變,則 L' /V' 減?。?2、 操作中的精餾塔，若進(jìn)料組成Xf上升至Xf，在同一回流比 R下，餾出液組

31、成Xd和釜液組成Xw將如何變化？欲保持 xw 不變，可采用何種措施？ （華化 95）答: 進(jìn)料組成上升時(shí) , 提餾段操作線將向?qū)蔷€方向靠近 , 完成同樣分離任務(wù)需板數(shù)應(yīng)減小 ,xD 將增大 ,xw 變化趨勢(shì)取決于Xf及XD的變化大小及D/F是否變化。24、 操作中的精餾塔，若保持 F, x f,q, V 不變，減小 D,則有xd （），塔頂易揮發(fā)組分回收率（ ）。答：增大 下降25、 操作中的精餾塔，若 F，Xf ，q，R'不變，增加塔釜排液量 V，則x d （），L/V（），L' /V'（）， xw （）。答：增大，不變， 增大，增大 （因?yàn)?W/F增大,D/F減小

32、,x d上升,L/V不變,L ' /V'增大,x w增大）27、 對(duì)于二元物系正常的平衡曲線，當(dāng)餾出液組成為0。 9 ，進(jìn)料組成為 0。 4（均為摩爾分率） ，相對(duì)揮發(fā)度a =2時(shí)，若飽和液體進(jìn)料最小回流比Rmin=（），飽和蒸汽進(jìn)料 Rmin=（）。（天大95）答： 1.9 3.328、 某連續(xù)精餾塔，若精餾段操作線方程的截距為零，則回流比等于（），操作線斜率等于（）（清華 97）答：無窮大 129、芬斯克方程應(yīng)用條件是：若x w=0.01 ，當(dāng) x D=0.9 時(shí)得 Nminx D=0.99 時(shí)得 N'min ，則 N'min/Nmin =（）答： 1.35

33、30、在兩組分混合物分離時(shí)，間歇精餾適用于（）場(chǎng)合，萃取精餾適用于（ ），水蒸汽蒸餾適用于（）場(chǎng)合答：小批量生產(chǎn)；分離相對(duì)揮發(fā)度較小的物系；石油 97）分離沸點(diǎn)較高的不含水有機(jī)溶液，加入水蒸汽降低沸點(diǎn)31、水蒸汽直接加熱的精餾塔適用于（）情況，水蒸汽蒸餾適用于（）情況。（清華 95）答：分離水為難揮發(fā)組分的溶液 分離沸點(diǎn)較高的不含水有機(jī)溶液二、選擇題1已知蒸餾塔頂?shù)谝粚永碚摪迳系囊合嗯蔹c(diǎn)溫度為t 1，與之平衡的氣相露點(diǎn)溫度為t 2，而該塔低某理論板上的液相泡點(diǎn)溫度為 t 3，與之平衡的氣相露點(diǎn)溫度為t 4，則這四個(gè)溫度的大小順序是（）A t 1>t 2>t 3>t 4 B t

34、 1<t 2<t 3<t 4 C t 1=t 2>t 3=t 4 D t1=t 2<t 3=t 4答:D2某二元混合物，A為易揮發(fā)組分，恒壓下液相組成Xa= 0.62，相應(yīng)的泡點(diǎn)溫度為ti；與之平衡的氣相組成yA= 0.71，相應(yīng)的露點(diǎn)溫度為12.兩組分的相對(duì)揮發(fā)度為a,，則有（）.（石油9 7）A t i<t 2, a =1.5 B t i>t 2,=1.145 C ti<t 2, a =1.145 D ti=t 2, a =1.5答:D3 精餾過程中的操作線為直線，主要基于（）（浙大98）A 塔頂泡點(diǎn)回流B 恒摩爾流假定C 理想物系D 理論板

35、假定答:B4精餾塔設(shè)計(jì)時(shí)，若 F, x f, x d, x w V '（塔釜上升蒸汽量）均為定值，將進(jìn)料狀況從q=l改為q> 1,則理論板數(shù)（），塔頂冷凝器熱負(fù)荷（ ），塔釜再沸器熱負(fù)荷（ ）A 減少 B 不變C 增加D 不確定（浙大 96）答:C ; A ; B。因?yàn)長(zhǎng)將增加，LN 增加。由V=V + （1-q ） F知，V將減小，L也減小，R減小，L/V 減小，理論板數(shù)將增多。5.操作中的精餾塔，若保持F, x f,q, V '（塔釜上升蒸汽量）不變，而增大回流比R,則有（）A xD增大,Xw增大B xD增大,xw下降C xD增大,Xw不變D xD下降,Xw下降答:B

36、6.某精餾塔，進(jìn)料量為 100 Kmol/h，xf=0.6，要求塔頂 x D 不小于 0.9，則塔頂最大產(chǎn)量為（)（塔高不受限制）。A 60 B 66.7 C 90 D不能確定答:B7在常壓下苯的沸點(diǎn)為 80.1 C，環(huán)己烷的沸點(diǎn)為80.73 'C,為使這兩組分的混合液能得到分離，可采用下 列那種分離方法（）（浙大 95）A 恒沸精餾 B 普通精餾 C 萃取精餾 D 水蒸汽直接加熱精餾答:C計(jì)算3. （ 20 分）用一精餾塔分離二元液體混合物，進(jìn)料量 100kmol/h ，易揮發(fā)組分xF=0.5 ，泡點(diǎn)進(jìn)料，得塔頂產(chǎn)品 xD=0.9 ，塔底釜液 xW=0.05 （皆摩爾分率） ，操作回

37、流比R=1.61，該物系平均相對(duì)揮發(fā)度a =2.25，塔頂為全凝器，求：（1）塔頂和塔底的產(chǎn)品量（ kmol/h ）；（2）第一塊塔板下降的液體組成 x1 為多少；（3）寫出精餾段和提餾段操作線方程；（4）最小回流比。3. （20 分）用板式精餾塔在常壓下分離苯甲苯溶液，塔頂采用全凝器，塔釜采用間接蒸汽加熱，平均相對(duì)揮發(fā)度為 2.47 ，進(jìn)料量為 150kmol/h ，組成為 0.4 （摩爾分率，以下同）的飽和蒸汽，回流比為 3，塔頂餾出液中苯的摩爾分?jǐn)?shù)為0.93 ，塔釜采出液中苯的摩爾分?jǐn)?shù)為 0.03，求：（ 1 ）、塔頂餾出液及塔釜采出液的組成；（2）、精餾段及提餾段操作線方程；（3）、回

38、流比與最小回流比的比值；1 常壓下含苯 45%（摩爾分?jǐn)?shù)）的苯、甲苯混合物，設(shè)該混合物液相近似為理想溶液，試 確定混合物的泡點(diǎn)溫度和露點(diǎn)溫度以及泡點(diǎn)和露點(diǎn)溫度下，呈平衡的氣相及液相組成。 會(huì)查溫度組成圖2. 采用Antoine方程估算總壓力為10kPa,溫度為116C時(shí)，苯酚和鄰甲苯酚混合物的氣液 相平衡組成。已知該物系為理想溶液。3. 已知常壓下苯、甲苯混合物的氣相中含苯20%（摩爾分?jǐn)?shù)） ，試計(jì)算與之相平衡的液相組 成和平衡溫度。4苯、甲苯精餾塔中，已知塔頂溫度為82C，塔頂蒸氣組成為苯0.95，甲苯0.05 （摩爾分?jǐn)?shù)），求塔頂操作壓力；若塔釜操作壓力為100kPa,溫度為107 C，試

39、確定釜液的組成。5實(shí)驗(yàn)測(cè)得常壓下丙酮（A）和水（B）混合物的氣液相平衡組成為yA=0.839 , Xa=0.4 （以上均為摩爾分?jǐn)?shù)） ，試求此時(shí)對(duì)應(yīng)的相對(duì)揮發(fā)度。6從苯、甲苯精餾塔精餾段內(nèi)的一塊理論板上，取其流下的液體樣分析得，含苯的摩爾分?jǐn)?shù)為Xn=0.575，測(cè)得板上液體的溫度為90 C。已知塔頂產(chǎn)品組成xd=0.9 （摩爾分?jǐn)?shù)），回流比為2.5。試求進(jìn)入該理論板的液相及氣相組成Xn-1、yn+1，離開塔板的蒸氣組成yn以及該塔板的操作壓力。7在一連續(xù)精餾塔中分離CS和CCI4混合物。已知物料中含CS230%（摩爾分?jǐn)?shù)，下同），進(jìn)料流量為4000kg/h，若要求餾出液和釜液中CS組成分別為9

40、7%和5%試求餾出液和釜液的摩爾流量。&用連續(xù)精餾方法分離乙烯、乙烷混合物。已知進(jìn)料中含乙烯88% （摩爾分?jǐn)?shù)，下同），流量為 200kmoI/h 。今要求餾出液中乙烯的回收率為 99.5%，釜液中乙烷的回收率為 99.4%， 試求所得餾出液、釜液的流量和組成。9. 常壓下分離丙酮水溶液的連續(xù)精餾塔，進(jìn)料中含丙酮50% （摩爾分?jǐn)?shù)，下同），其中氣相占80%要求餾出液和釜液中丙酮的組成分別為95%和 5%若取回流比R=2,試按進(jìn)料流量為100kmol/h，分別計(jì)算精餾段和提餾段的氣相流量qnv、qnv'和液相流量qnL、qnL，并寫出相應(yīng)的兩段操作方程和q線方程。10. 某連續(xù)精

41、餾塔的操作方程分別為：精餾段： yn+1=0.723x n+0.263提餾段： yn+1=1 .25x n-0.0187設(shè)進(jìn)料為泡點(diǎn)液體，試求上述條件下的回流比，以及餾出液、釜液和進(jìn)料的組成。11. 某雙組分溶液在操作條件下的相對(duì)揮發(fā)度為 2，連續(xù)精餾時(shí)，進(jìn)料中氣相占 1/4， 混合組成等于 0.4（易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，下同） 。若要求餾出液的組成為 0.98，試求 此時(shí)的最小回流比和進(jìn)料中的氣、液相平衡組成。12. A和B的雙組分混合物，其相對(duì)揮發(fā)度aab=4o今將含A20%（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）的飽和蒸氣連續(xù)加至精餾塔的底部，流量為 100kmol/h 。在恒摩爾流條件下，若要求餾出 液和釜

42、液中A的組成分別為95%和 10%試求此時(shí)的回流比，并用逐板計(jì)算法求所需的理 論塔板數(shù)。13. 苯、甲苯常壓連續(xù)精餾塔， 在全回流條件下測(cè)得某相鄰兩塊實(shí)際塔板液相組成 （摩爾分?jǐn)?shù)）分別為 0.28和0.41，設(shè)該物系的相對(duì)揮發(fā)度aae=2.47，試求其中下層塔板的默弗里效率，分別以氣相和液相表示之。14. 在連續(xù)精餾塔中分離相對(duì)揮發(fā)度a=3的雙組分混合物，進(jìn)料為飽和蒸氣，其中含易揮發(fā)組分A50%（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）。操作時(shí)的回流比 R=4,并側(cè)得兩端產(chǎn)品中 A的組成 分別為90%和10%試寫出此操作條件下該塔的提餾段操作方程。若已知塔釜上方那塊實(shí)際塔板的氣相默弗里效率 Emf0.6，試求該實(shí)際塔

43、板上升蒸氣的組成。15. 現(xiàn)場(chǎng)某連續(xù)精餾塔，操作一段時(shí)間后由于再沸器結(jié)垢使傳熱能力降低，此時(shí)餾出液和釜液的組成將有何變化？若要求維持原來的餾出液組成，應(yīng)采取什么措施？會(huì)帶來什么影響？大工部分歷年考題2. 流體在圓形直管內(nèi)做穩(wěn)定層流流動(dòng)時(shí)，其平均速度與管內(nèi)最大流動(dòng)速度的比值為。（A.約 0.8/1 B . 0.5/1 C . 2.0/1 D. 約 1/0.8 ）3. 一轉(zhuǎn)子流量計(jì)，當(dāng)流量為 50mVh時(shí)，測(cè)定流量計(jì)轉(zhuǎn)子上下壓差為 250Pa,現(xiàn) 流量變?yōu)?00mVh，則流量計(jì)轉(zhuǎn)子上下壓差為Pa 。（A. 250 B . 500 C. 125）4. 為防止離心泵發(fā)生汽蝕，則要求裝置的汽蝕余量泵的必

44、須汽蝕余量。（A大于、B小于、C 等于）6. 離心泵安裝高度過高時(shí)，會(huì)發(fā)生 現(xiàn)象。7. 兩管路甲、乙并聯(lián)，若兩管路的長(zhǎng)度相同、甲管內(nèi)徑是乙管內(nèi)徑的2倍，且兩管內(nèi)的流動(dòng)均為層流，則甲管的阻力與乙管阻力的比值為 。（A.1/16 ; B.1/32 ; C.1/1 ; D.1/2 ）1. 研究流體在靜止和流動(dòng)狀態(tài)下的規(guī)律時(shí)，常將流體視為由無數(shù)質(zhì)點(diǎn)組成的介質(zhì)。（A.可壓縮B.不可壓縮C.間斷D.連續(xù)2. 現(xiàn)場(chǎng)壓力表測(cè)得的壓力為6X 105Pa （當(dāng)時(shí)當(dāng)?shù)卮髿鈮簽? x 105Pa），則該處的絕對(duì)壓力為。3. 穩(wěn)態(tài)流動(dòng)時(shí)，液體在管內(nèi)的流動(dòng)速度是 變化的。（A.可能B.不可能C. 一定 D.一定不）4.

45、理想流體流動(dòng)時(shí)阻力為 。5. A管路的管徑是B管路管徑的3倍，A、B管路串聯(lián)，穩(wěn)態(tài)操作時(shí)，A管路的質(zhì)量流量是B管路質(zhì)量流量的 咅。6. 邊長(zhǎng)為b的正方形直管的當(dāng)量直徑為 。7. 測(cè)速管測(cè)出的速度是。（A.平均速度B.點(diǎn)速度C.不確定）8. 離心泵在啟動(dòng)前沒有灌滿被輸送的流體，則會(huì)發(fā)生 。9. 當(dāng)兩臺(tái)泵組合使用，在低阻管路中輸送液體時(shí)，首選兩臺(tái)泵 。11. 離心泵的氣蝕余量NPSH越小，泵允許的安裝高度 。（A.不變B.越大C. 越?。?. 現(xiàn)場(chǎng)真空表的讀數(shù)為8X 104Pa,則該處絕對(duì)壓力為 （當(dāng)時(shí)當(dāng)?shù)卮髿鈮簽? x 105Pa） o3. 流體在圓直管內(nèi)層流流動(dòng)時(shí)，平均流速與最大流速的比值為

46、。4. 管內(nèi)流體處于完全湍流流動(dòng)區(qū)，當(dāng)流體的速度增加至原來的2倍時(shí)，流動(dòng)阻力增加至原來的'咅。5. 轉(zhuǎn)子流量計(jì)為流量計(jì)。（A定壓差變截面式B.變壓差定截面式C.變壓差變截面式D.定壓差定截面式）6. 離心泵啟動(dòng)時(shí)應(yīng) 出口閥。（A.半開B.全開C.關(guān)閉）8. 離心泵的安裝高度大于其允許的安裝高度，容易發(fā)生 。11. 某一量綱一定的物理方程，物理量數(shù)目為 7,用來表示這些物理量的基本量綱數(shù)目為4，則量綱為一（無因次）的數(shù)群數(shù)為 。12. 離心泵內(nèi)損失包括 ，容積損失和機(jī)械損失。20 傳熱基本方式有傳導(dǎo)、對(duì)流和 三種。18 傳熱基本方式有導(dǎo)熱、熱輻射和 三種。16.已知當(dāng)溫度為T時(shí)，若物體1

47、的輻射能力大于物體2的輻射能力，則物體2的黑度物體1的黑度。（A.大于；B.等于；C小于）21大容積飽和沸騰可分為三個(gè)區(qū)域，它們分別是自然對(duì)流、膜狀沸騰和 域。22 切物體的發(fā)射能力和吸收率的比值恒 同溫度下黑體的發(fā)射能力。（A.大于、B.小于、C.等于）23. 當(dāng)熱導(dǎo)率為常數(shù)時(shí)，單層平壁內(nèi)的溫度分布是 。（A.直線、B.曲線、C.折線）24. 膜狀冷凝的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)一般滴狀冷凝的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)。（A.大于、B.小于、C.等于）25. 液體沸騰的必要條件，一是要有汽化核心，二是 。22. 在鍋爐的工業(yè)設(shè)計(jì)時(shí)，主要以 的方式為設(shè)計(jì)依據(jù)。（A.膜狀冷凝、B滴狀冷凝）23. 管壁溫度接近于表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)

48、h那一側(cè)的流體溫度。（A .大 B .?。?3.相同厚度的兩層平壁的穩(wěn)態(tài)熱傳導(dǎo)的過程中，熱導(dǎo)率小的平壁的兩側(cè)溫差。（A.相等 B.大 C. ?。?4. 對(duì)于灰體而言，其反射率越小，吸收率越 。（A.相等B. 大C. ?。?5. 在間壁換熱器中壁溫接近于表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)h的那一側(cè)的流體溫度。7. 恒沸精餾的原理是在原溶液中加入第三組分，使其與原溶液中的某組分形成，從而使原溶液易于分離。平衡蒸餾過程中，釜內(nèi)易揮發(fā)組分濃度 ，塔頂餾出液流量 （增大、減小、不變、不確定）3回流比保持恒定的間歇精餾，其餾出液的組成在操作過程中逐漸 ;若想保持餾出液組成恒定，則須不斷使回流比 。（增大、減小、不變、不確定）4

49、.萃取精餾的基本原理是：在原溶液中加入第三組分，以改變?cè)芤褐薪M分間 的。1 連續(xù)精餾塔進(jìn)料可能有種不同的熱狀況。當(dāng)進(jìn)料為氣、液混合物且氣、液摩爾比為1: 3時(shí)，進(jìn)料的熱狀態(tài)參數(shù)q值為 。6 某連續(xù)精餾塔中，若精餾段操作線方程的截距等于零，則塔頂餾出液量為o （用數(shù)據(jù)表示）13. 對(duì)于飽和空氣，絕熱飽和溫度 點(diǎn)溫度。（小于、大于、等于）1在精餾操作中，由于工藝條件變化，進(jìn)料狀態(tài)由液相變?yōu)闅庀?，提餾段操作線 斜率o（減小，增大，不變，變化不確定）3 常壓板式塔進(jìn)行精餾操作，通常塔板上氣液兩相的接觸狀態(tài)包括鼓泡接觸狀 態(tài)、和噴射接觸狀態(tài)。5 連續(xù)精餾正常操作時(shí)，增大再沸器熱負(fù)荷，回流液流量和進(jìn)料量

50、和進(jìn)料狀態(tài)不變，則塔頂餾出液中易揮發(fā)組成的摩爾組成 XD將，塔底采出液是易揮發(fā)組成的摩爾組成XW將o（減小，增大，不變，變化不確定）6 平衡蒸餾（閃蒸）的操作溫度是在操作壓力下混合物的 0（泡點(diǎn)溫度，露點(diǎn)溫度，泡點(diǎn)和露點(diǎn)溫度之間）二. （13分）如圖所示的一輸水管路。液面1-1至截面3-3全長(zhǎng)300m（包括局部阻力的當(dāng)量長(zhǎng)度），截面3-3至液面2-2間有一閘門閥，其全開時(shí)的局部阻力系數(shù)為0.17，其間的直管阻力可以忽略。輸水管為60 3.5的水管。設(shè)流動(dòng)已進(jìn)入阻力平方區(qū)，摩擦系數(shù)0.03o在閥門全開時(shí)，管路的輸水量qv=8.5m3/h。系統(tǒng)為穩(wěn)態(tài)流動(dòng)，兩水池液面高度保持不變。試求:1、兩液面的

51、咼度差z是多少IT?2、截面3-3的表壓h （以水柱高度表示）題二圖二. （13分）有一內(nèi)徑為d=50mT的管子，用孔板流量計(jì)測(cè)量水的流量，孔板的孔流系數(shù)C0=0.62，孔板內(nèi)孔直徑do=25mm U形壓差計(jì)的指示液為水銀，求：1、U形壓差計(jì)讀數(shù)R=200tt問水的流量為多少 T/h ?2、U形壓差計(jì)的最大讀數(shù)R=800mm問能測(cè)量的最大水流量為多少 T/h ?3、 若用上述U形壓差計(jì)，當(dāng)需測(cè)量的最大水流量為 qvma=30T/h時(shí)，則孔板的最小孔徑應(yīng)該用多大？（假設(shè)孔板的孔流系數(shù)不變）（參考公式：U0C。、（25分）用一臺(tái)離心泵將水池中的水（密度為1000kg/m3）送至一表壓為62kPa

52、的水洗塔頂，其流程如圖所示。已知離心泵吸入管段長(zhǎng)度（包括局部阻力的 當(dāng)量長(zhǎng)度，下同）為60t泵出口閥全開時(shí)排出管線長(zhǎng)度 200t全部管路均 用© 108X4的碳鋼管，管內(nèi)流體流動(dòng)摩擦系數(shù)均為0.025，其它數(shù)據(jù)如圖所示。試求:1.2.3.4.18.8t70.3t1.5t當(dāng)離心泵入口處的真空表讀數(shù)為25 kPa時(shí)系統(tǒng)水的流量 （T/s ）；泵的壓頭，若離心泵的效率為80%泵的軸功率； 泵出口閥門全開時(shí)管路的特性曲線方程； 若塔頂表壓降低到9.81kPa，測(cè)得系統(tǒng)中水的流量為40T/h，假設(shè)泵的特性曲線方程可以表示為 H A Bq；，求泵的特性曲線方程。三、（5分）如圖所示為一穩(wěn)態(tài)流動(dòng)管

53、路系統(tǒng)，管路截面 1處的管內(nèi)徑為50mm 流速為1.5m/s，截面2處的管內(nèi)徑為40mm在截面1和截面2之間安裝一 U型 管壓差計(jì)，其中指示劑的密度為13600kg/m3，指示劑高度為R=200mm管內(nèi)流體 密度為1000kg/m3，試求流體由截面1到截面2的流動(dòng)阻力。、（7分）如圖所示一管路系統(tǒng)，將水送至兩同樣高度的常壓高位水槽，其中 支路1的管長(zhǎng)為50m（包括局部阻力當(dāng)量長(zhǎng)度，下同），管內(nèi)徑為100mm支路2的管長(zhǎng)為100m管內(nèi)徑為150mm兩支路的摩擦系數(shù)均為0.023。測(cè)得支路1中的流量為40nVh，求支路2中的流量五（ 20分）某單管程單殼程列管式換熱器由多根©25X 2.

54、5 mm的鋼管組成，擬將流量為15000kg/h的苯由20 C加熱到60 C，苯在管中的流速為0.5 m/s。殼程通以130 C的飽和蒸氣，其相變熱（汽化潛熱）為 2178 kJ/kg。已知苯在平均溫度下的物性數(shù)據(jù)為：密度858kg/m3，粘度 0.52 10 3 Pa s，定壓比熱容CP 1.76kJ /（kg K），熱導(dǎo)率0.15W/（m K）。管材的熱導(dǎo)率為45W/（m K），管程污垢熱阻Ri 0.0004（ m2 K ）/W，殼程污垢 熱阻R0 0.0002( m 2 K )/W ，蒸汽側(cè)表面?zhèn)鳠嵯禂?shù) h0 1 104W /(m2 K )。不計(jì) 熱損失。試求：1水蒸汽用量( kg /h )；2換熱器的總傳熱系數(shù)(以管子外表面為基準(zhǔn)) ；3換熱器的管子根數(shù)及單根管長(zhǎng)度；4若僅將該換熱器變?yōu)殡p管程，其它條件不變，則苯的出口溫度為多少？ (物性參數(shù)也不變)五.(25分)一單管程單殼程列