2019化學(xué)工程基礎(chǔ)復(fù)習(xí)題

1、化學(xué)工程基礎(chǔ)復(fù)習(xí)題（修正版）一、填空題1 .流體在一根圓形水平直管中流動(dòng)，測得其平均流速為 0.5 m-s-1,雷諾數(shù)Re=1000,壓降A(chǔ) p=10 Pa,問管中心處的最大流速為 m-s-1。若平均流速增大為1 m- s -1 ,則壓降A(chǔ) p為Pa。2 .反應(yīng)器內(nèi)流體的混和按考察的尺度可劃分為 混和和 混和。3 .填料吸收塔正常操作時(shí)，若液氣比增大,則吸收液的出塔濃度，吸收的推動(dòng)力 。4 .某間壁式換熱器傳熱面積為2.5 m,傳熱平均溫差為45 K,傳熱速率為9000 W則該換熱器此時(shí) 的總傳熱系數(shù)K=o5 .氣體的粘度值隨溫度的升高而;液體的粘度值隨溫度的升高而。6 .雷諾數(shù)R呢流體流動(dòng)

2、的判據(jù)。流體在管道中流動(dòng)，當(dāng)Re 時(shí)為穩(wěn)定層流；當(dāng)Re時(shí)，可以形成湍流；只有當(dāng)Re 時(shí)，方可達(dá)到穩(wěn)定的湍流。7 .活塞流反應(yīng)器的量綱一平均停留時(shí)間（無因次平均停留時(shí)間）等于 ;其停留時(shí)間的量綱 一方差（無因次方差）為 08 .在連續(xù)接觸的填料塔內(nèi)，進(jìn)行定常等溫吸收操作，填料層高度的計(jì)算，可由物料衡算式和吸收速率方程聯(lián)列導(dǎo)出計(jì)算式，填料層總高度等于和 之乘積。9 .列舉四種工業(yè)上常用的間壁式熱交換器： 、10 .伯努利方程 適用的條件是在 流動(dòng)時(shí)的 流體。11 .流體在水平等徑的直管中流動(dòng)時(shí)，存在著摩擦阻力造成的能量損失H,所損失的能量由機(jī)械能中的 轉(zhuǎn)換而來，由此而產(chǎn)生流體的 下降。12 .在研

3、究流體流動(dòng)規(guī)律時(shí)，要注意區(qū)分是定常（或稱定態(tài)）流動(dòng)和不定常（或稱不定態(tài)）流動(dòng)， 穩(wěn)定態(tài)和不穩(wěn)定態(tài)。如果所考察的流體流動(dòng)過程或系統(tǒng)中任何一個(gè)部位或任何一個(gè)點(diǎn)上的流體 性質(zhì)和過程參數(shù)都不隨時(shí)間而改變，則該過程為 過程，反之，則為 過程。當(dāng)流體流動(dòng)過程的雷諾數(shù)大于1X104時(shí)，可以認(rèn)為是 的湍流；當(dāng)雷諾數(shù)在2000 4000之 間流體的流動(dòng)型態(tài)為 的過渡區(qū)域。13 .流化床反應(yīng)器中常需選用合適的氣體分布板和增設(shè)導(dǎo)向板等內(nèi)部構(gòu)件，其目的是為了克服和 等不正常流化現(xiàn)象，用以改善聚式流化床的流化質(zhì)量。14 .在精儲(chǔ)過程中，當(dāng)回流比加大時(shí)，精儲(chǔ)段與提儲(chǔ)段操作線交點(diǎn)向 移動(dòng)，并以 為極限；回流比減小時(shí)，精儲(chǔ)段

4、與提儲(chǔ)段操作線交點(diǎn)向 移動(dòng)，并以 為極限。15 .套管換熱器中，逆流操作的主要優(yōu)點(diǎn)是,并流操作的主要優(yōu)點(diǎn)16 .彼克歹J模數(shù)Pe-8,反應(yīng)器內(nèi) 返混，趨近于 模型；彼克列模數(shù)Pe- 0,反應(yīng)器內(nèi) 返混，趨近于 模型。17 .流體在圓管內(nèi)做層流流動(dòng)時(shí)，其最大流速為平均流速的一倍；湍流時(shí)，其最大流速約為平均流速的 倍。18.畫出下列典型反應(yīng)器停留時(shí)間分布密度曲線的示意圖：19精微操作中回流比R是一個(gè)重要的參數(shù)，其定義為R =, 在精微操作中，若塔板數(shù)保持不變，增大回流比，則所得的塔頂產(chǎn)品純度將 。若減少回流比且要 維持塔頂產(chǎn)品的純度不變則需 塔板數(shù)。20 .冷流體在加熱管中升溫至363 K,操作中

5、管壁溫度與流體入口溫度均未變，未出現(xiàn)污垢，總傳熱 總系數(shù)也不變，但冷流體出口溫度降至350 Ko可能的原因是, 這時(shí)，傳熱 速率比原先的要。21 .流體流動(dòng)的連續(xù)性方程 UiA=u2A2是在 條件下得出。它僅適用于的流體，它是 原理在化學(xué)工程中的應(yīng)用。22 .國際單位制的壓強(qiáng)采用專用名稱單位 Pa,其國際制基本單位表達(dá)式（單位因次式）為 O23 .設(shè)Ei和E分別為平行反應(yīng)過程中主、副反應(yīng)的活化能，請?jiān)谙聢D中畫出平行反應(yīng)選擇性與溫度的關(guān)系。24 .液體的粘度隨溫度升高而 ，因此溫度升高，固體顆粒在液體中的沉降速度 。氣體的 粘度隨溫度升高而，因此溫度升高，固體顆粒在氣體中的沉降速度 。25 .

6、一個(gè)填料吸收塔逆流操作時(shí)，若循環(huán)使用的吸收劑中吸收質(zhì)含量降低，其它操作條件保持不變 則出口氣體中吸收質(zhì)的含量將 吸收率將。26 .在加熱或冷卻時(shí)，若單位時(shí)間傳遞的熱量一定，則在同一換熱設(shè)備中，采用逆流操作比并流 操作，力口熱劑或冷卻劑的用量要。若單位時(shí)間傳遞的熱量一定，加熱劑或冷卻劑的用量也 一定,則逆流操作所需換熱設(shè)備的傳熱面積要比并流操作的 。27 .單分子單方向擴(kuò)散速率方程與等分子反向擴(kuò)散速率方程適用于不同的場合，如吸收過程屬于過程，而雙組分精儲(chǔ)屬于 過程。28 .若流體在連續(xù)流動(dòng)管式反應(yīng)中流動(dòng)時(shí)，達(dá)到了 的程度，則該反應(yīng)器可稱為活 寒流反應(yīng)器。29 .在圓形直管中流動(dòng)的流體，流動(dòng)型態(tài)分

7、為 和。其中判斷流體流動(dòng)型態(tài) 的特征數(shù)是。30 .對于雙組分液體的連續(xù)精儲(chǔ)過程。 在分離任務(wù)和進(jìn)料熱狀況給定的情況下，若增加回流比，將 使 減少，卻使 增加。31 .熱傳導(dǎo)是在物體內(nèi)部或者物體與物體接觸中，由于 傳遞熱能； 而對流傳熱是由于 傳遞熱能。34 .在下列T-Xa圖中分別標(biāo)繪出氣固相催化反應(yīng)過程的操作線。35 .孔板流量計(jì)和轉(zhuǎn)子流量計(jì)測流量都是依據(jù) 原理，前者通過所測 來計(jì)算流體的流量，后者由 來確定流量的大小。36 .相際傳質(zhì)過程主要依靠物質(zhì)的擴(kuò)散作用，而物質(zhì)的擴(kuò)散主要有兩種基本方式：物質(zhì)借分子運(yùn) 動(dòng)由一處向另一處轉(zhuǎn)移而進(jìn)行物質(zhì)擴(kuò)散的方式，即為:物質(zhì)因流體的旋渦運(yùn)動(dòng)或流體質(zhì)點(diǎn)的相對

8、位移而進(jìn)行物質(zhì)擴(kuò)散的方式即為 。37 .在列管換熱器中用飽和水蒸氣加熱某溶液，通常使 走殼程，走管程。38 .在活塞流反應(yīng)器（PFR）中進(jìn)行簡單零級反應(yīng)時(shí)，在恒定操作條件下，轉(zhuǎn)化率 Xa隨加料的初始濃 度Ca,o增加而；進(jìn)行簡單一級反應(yīng)時(shí)，Xa隨Ca,o增加而。39 .工業(yè)反應(yīng)器的放大設(shè)計(jì)方法，過去曾主要采用 的方法，直至20世紀(jì)中葉 的方 法才漸趨成熟起來，尤其是計(jì)算機(jī)及軟件系統(tǒng)的迅速發(fā)展，為這種新興的方法提供了有效的手 段。40 .以單位重量為基準(zhǔn)，不可壓縮實(shí)際流體的伯努利方程式為 ,各項(xiàng)的單位為。41 .根據(jù)雙膜模型的基本假設(shè)，氣液兩相的擴(kuò)散阻力集中在兩層虛擬的靜止膜層內(nèi)，若用水吸收NH

9、或HCl,傳質(zhì)阻力幾乎全集中于通常稱為 控制；若用水吸收Q或N,傳質(zhì)阻力幾乎全集中于一通常稱為控制。42 .平壁爐爐膛溫度為1300 K,爐壁由內(nèi)向外由耐火磚，保溫磚和裝飾層組成，保溫磚外側(cè)溫度 為353 K,裝飾層外側(cè)溫度為333 K。若在保溫磚與裝飾層之間再加一層保溫材料，則溫度變化 情況為：保溫磚外側(cè)溫度 ;裝飾層外側(cè)溫度 。44 .用脈沖法實(shí)驗(yàn)測得一連續(xù)流動(dòng)反應(yīng)器的平均停留時(shí)間=60 s,停留時(shí)間的方差 =360 s,若用多釜串聯(lián)模型和軸向擴(kuò)散模型來描述其中的返混情況，此時(shí)模型參數(shù)N和Pe分別為和。45 . E雖恒定的粗水管一條管徑相同的水平支管供水，支管中有一閘閥F （如圖），考慮到

10、直管BC, DEJ口閘閥的能量損失，當(dāng)閥門由全開變?yōu)榘腴_時(shí)，支管出口處的流量將 ,直 管DE勺阻力損失將 ,使閥門下游D處的壓強(qiáng)將。46 .精儲(chǔ)是利用液體混合物中各組分 不同的特性來進(jìn)行分離的。這種分離操作是 通過 間的質(zhì)量傳遞實(shí)現(xiàn)的。47 .平板換熱器的板面通常壓制成各種形式的波紋，其作用是 、和 048 .氣體的粘度值隨溫度的升高而 ;液體的粘度值隨溫度的升高而 。49 .彼克歹J模數(shù)Pe-8,反應(yīng)器內(nèi) 返混，趨近于 模型；彼克列模數(shù)Pe-0,反應(yīng)器內(nèi) 返混，趨近于 模型。50 .在研究流體流動(dòng)規(guī)律時(shí)，要注意區(qū)分是定常（或稱定態(tài)）流動(dòng)和不定常（或稱不定態(tài)）流動(dòng)， 穩(wěn)定態(tài)和不穩(wěn)定態(tài)。如果所考

11、察的流體流動(dòng)過程或系統(tǒng)中任何一個(gè)部位或任何一個(gè)點(diǎn)上的流體 性質(zhì)和過程參數(shù)都不隨時(shí)間而改變，則該過程為 過程，反之，則為 過程。當(dāng)流體流 動(dòng)過程的雷諾數(shù)大于1X104時(shí)，可以認(rèn)為是 的湍流；當(dāng)雷諾數(shù)在2000 4000之間流體的流動(dòng)型態(tài)為 的過渡區(qū)域。51 .某混合氣體在標(biāo)準(zhǔn)狀況下有V m3,其中溶質(zhì)A為nA mol,其余為惰性組分B,則組分A的摩爾分?jǐn)?shù)為， 摩爾比（比摩爾分?jǐn)?shù)）為 。52 .為強(qiáng)化傳熱，人們設(shè)計(jì)了管外加翅片的換熱器。它適用于管內(nèi) ,而管外 的情況。54 .精儲(chǔ)操作的原理 。實(shí)現(xiàn)精微操作的必要條件是_和。55 .氣液兩相成平衡狀態(tài)時(shí)，氣液兩相溫度 ,液相組成 氣相組成。56 .用

12、相對揮發(fā)度a表示的氣液平衡方程可寫為。根據(jù)a的大小，可用 來, 右* a =1, 貝U表:小 o57 .某兩組分物系，相對揮發(fā)度a =3,在全回流條件下進(jìn)行精儲(chǔ)操作， 對第n、n+1兩層理論板（從 塔頂往下計(jì)）,若已知yn=0.4 ,則yn+1=。全回流操作通常適用于或 o58 .在總壓為101.3kPa、溫度為85 c下，苯和甲苯的飽和蒸氣壓分別 為pA=116.9kPapB=46kPa,則相對寸發(fā)度a =,平衡的液相組成Xa=, 氣相用成yA=59 .某精儲(chǔ)塔的精儲(chǔ)段操作線方程為y=0.72x +0.275亥塔的操作回流比為 ,回流液組成為 O60 .最小回流比的定義是 ,適宜回流比通常取

13、為Rnino61 .精儲(chǔ)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2:3時(shí)，則進(jìn)料熱狀況參數(shù)q值為。62 .在流動(dòng)系統(tǒng)中，若截面上流體壓強(qiáng)、密度、流速等僅隨 改變，不隨改變， 稱為穩(wěn)定流動(dòng)。63 .流體在圓形直管中作層流流動(dòng)，如果流量等不變，只是將管徑增大一倍，則阻力損失為原來的64 .離心泵起動(dòng)時(shí)需65 .雷諾準(zhǔn)數(shù)的表達(dá)式為 當(dāng)密度p = 820 kg m3,粘度=3厘泊的某物質(zhì),在 內(nèi)徑為d=100mm以流速為2m s-1在管中流動(dòng)時(shí)，其雷諾準(zhǔn)數(shù)等于 ，其流動(dòng)類 型為.66 .牛頓粘性定律用粘滯力的表達(dá)式為.用剪應(yīng)力的表達(dá)式為.67 .當(dāng)20c的水（p =998.2kg

14、.m-3,尸1.005厘泊）在內(nèi)徑為100mmJ光滑管內(nèi)流動(dòng)時(shí)，若流速為1.5m.s-1時(shí)，其雷諾準(zhǔn)數(shù)R吻,直管摩擦阻力系數(shù)入為 .68 .某長方形截面的通風(fēng)管道，其截面尺寸為30x 20mm其當(dāng)量直徑de為.69 .流體體積流量一定時(shí)，有效截面擴(kuò)大，則流速_,動(dòng)壓頭,靜壓頭 （增力口、減少、不變）。70 .套管由小57X2.5m話口小25X 2.5mm勺鋼管組成，則環(huán)隙的流通截面積等于 ,潤濕周 邊等于,當(dāng)量直徑等于。71 .某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 均流速的儕，摩擦系數(shù)人與Re勺關(guān)系為。72 .流體在管內(nèi)作湍流流動(dòng)時(shí)（不是阻力平方區(qū)），其

15、摩擦系數(shù)入隨 和而變。二、判斷題1 .流體流動(dòng)時(shí)，其粘度越大，內(nèi)摩擦力越大。（）2 .當(dāng)熱、冷流體均無相變，且進(jìn)出口溫度不變時(shí)，逆流操作時(shí)平均溫度差T#大，并流操作時(shí)Tm最小，任何其它復(fù)雜流程皆介于兩者之間。（）3 .液體的粘度受壓力的影響很小，但隨溫度的升高而顯著地降低；氣體的粘度則隨溫度的升高而增大，也隨壓力的增大而有所增大。（）4 .流體通過孔板流量計(jì)中孔板所造成的阻力，隨著流量的增加而增加；同樣流體通過轉(zhuǎn)子流量計(jì)中轉(zhuǎn)子處所造成的阻力，也隨著流量的增加而增加。（）5 .兩種導(dǎo)熱系數(shù)不同的保溫材料用于圓管外保溫，導(dǎo)熱系數(shù)小的放在內(nèi)層，保溫效果較好，即單 位長度圓管熱損失小。當(dāng)此二種材料用于

16、冷凍液管道保冷時(shí)，則應(yīng)將導(dǎo)熱系數(shù)大的放在內(nèi)層， 以減少單位長度圓管的能損失。（）6 .流體在圓形管道內(nèi)湍流流動(dòng)時(shí)，管中心處的流速最大，約為流體在管道中的平均流速的1.151.27 倍。（）7 .導(dǎo)熱系數(shù)和傳熱膜系數(shù)都是物質(zhì)的物理性質(zhì)之一。（）8 .在工業(yè)生產(chǎn)中，對間歇反應(yīng)器里所進(jìn)行的零級包容反應(yīng)，當(dāng)反應(yīng)溫度及反應(yīng)時(shí)間一定時(shí)，欲提高轉(zhuǎn)化率XA,可以提高反應(yīng)物的初始濃度。（）9 .導(dǎo)熱系數(shù)與傳熱膜系數(shù)，都是物質(zhì)的物理性質(zhì).（）10 .對于簡單反應(yīng)，無論是放熱反應(yīng)還是吸熱反應(yīng)，提高溫度總是有利于加大反應(yīng)速 度（）11 .用兩個(gè)同樣的孔板流量計(jì)分別測量水平和垂直安裝的管徑相同的管道的流量時(shí)，如果兩管道

17、 的體積流量相同，則兩孔板流量計(jì)的液柱壓差計(jì)的讀數(shù)也相同。（）12 .多層平壁定態(tài)熱傳導(dǎo)時(shí)，各層壁面的溫度差與其熱阻之比等于總溫差與總熱阻之比。（）13 .對應(yīng)于停留時(shí)間分布密度函數(shù)E（t）最大值的時(shí)間即為平均停留時(shí) 問。（）14 .當(dāng)系統(tǒng)溫度升高及總壓強(qiáng)降低時(shí)，溶解度常數(shù)H減小，相平衡常數(shù)m增 大。 .（）15 .冷熱兩流體經(jīng)間壁進(jìn)行定態(tài)換熱，若間壁兩側(cè)流體溫度均沿壁面而變化，且冷熱流體進(jìn)出口 溫度均保持不變時(shí)，則逆流操作的傳熱平均溫度差比并流時(shí)的傳熱平均溫差 大。（）16 .流體在一帶錐度的圓管內(nèi)流動(dòng)，當(dāng)流經(jīng) A偉DB B兩個(gè)截面時(shí)，雖然平均流速UaW阻 但Ua 與u均不隨時(shí)間而變化。這一

18、流動(dòng)過程仍是定態(tài)流動(dòng)。（）17 .為提高總傳熱系數(shù)K ,必須改善傳熱膜系數(shù)大的一側(cè)的換熱條 件。（）18 .當(dāng)管外壁保溫材料的厚度增大時(shí)，保溫層內(nèi)外壁間的溫度差增大，總的熱阻也增大。但傳熱 溫度差與總熱阻之比基本不變，即傳熱速率也基本不變。 （）19 .對于同一種保溫材料，具堆積密度越小保溫越有利。（）20 .對于氣固相催化反應(yīng)過程，在消除了外擴(kuò)散影響的前提下，內(nèi)擴(kuò)散過程影響是否存在及其影響程度，可由內(nèi)擴(kuò)散效率因子 的數(shù)值來判斷：當(dāng)文驗(yàn)測得內(nèi)擴(kuò)散效率因子 =0.3時(shí)，則表明 該過程內(nèi)“擴(kuò)散影響不太顯著，內(nèi)表面利用率較21 .流體在等徑的直管中作定常態(tài)流動(dòng)時(shí)，由于流體流動(dòng)而有摩擦阻力，因此，流體

19、的壓強(qiáng)將沿 管長而降低，流速也隨之沿管長而變小。（）22 .冷熱兩流體經(jīng)間壁進(jìn)行定態(tài)換熱，若間壁兩側(cè)流體溫度均沿壁面而變化，且冷熱流體進(jìn)出口溫 度均保持不變時(shí)，則逆流操作的傳熱平均溫度差比并流時(shí)的傳熱平均溫差大。 （）23 .在一個(gè)連續(xù)、定態(tài)的流動(dòng)系統(tǒng)中，當(dāng)系統(tǒng)與外界無能量交換時(shí)，系統(tǒng)的機(jī)械能守 恒。（）24 .冷、熱兩流體經(jīng)間壁換熱時(shí)，若間壁兩側(cè)均為定態(tài)變溫傳熱，則逆流操作的傳熱溫差比并流大。（）25 .工業(yè)上流體輸送過程中，被輸送的流體大多數(shù)處于湍流狀態(tài)，但也有一些例外，如粘度較大油品的輸送即屬此例。（）26 .多層固體平壁定態(tài)導(dǎo)熱時(shí)，總推動(dòng)力為各層溫差之和，總熱阻為各層熱阻之和，總導(dǎo)熱速

20、率為各層導(dǎo)熱速率之和。（）27 .流體在圓管內(nèi)流動(dòng)，若流量不變，而使管徑增大一倍（設(shè)流體的物性不變），則雷諾數(shù)的值 為原來的2倍。（）28 .當(dāng)選用多種絕熱材料時(shí)，在耐熱性等條件允許時(shí)，為提高保溫效果，應(yīng)將導(dǎo)熱系數(shù)大的包扎 在內(nèi)層。（）29 .冷、熱流體在套管換熱器中進(jìn)行定態(tài)換熱（都無相變），若熱流體的進(jìn)口溫度Ti上升，而冷流體的進(jìn)口溫度、冷流體的質(zhì)量流量、熱流體的質(zhì)量流量及物性數(shù)據(jù)均保持不變，則對數(shù)平均 溫差將不變。（）30 .流體在圓形管道內(nèi)湍流流動(dòng)時(shí)，管中心處的流速最大，約為流體在管道中的平均流速的1.151.27 倍。（）31 .冷、熱流體通過間壁進(jìn)行熱交換時(shí)，提高原來的傳熱膜系數(shù)1和

21、2中較小一個(gè)的數(shù)值，對總傳熱系數(shù)的提高影響不大。（）32 .敞口容器內(nèi)靜止水面下1m處測得的表壓強(qiáng)為9.81kPa。（）33 .當(dāng)熱、冷流體均無相變，且進(jìn)出口溫度不變時(shí)，逆流操作時(shí)平均溫度差 Tmft大，并流操作時(shí)Tm 最小，任何其它復(fù)雜流程皆介于兩者之間。（）34 .牛頓粘性定律的表達(dá)形式為T udu,即剪應(yīng)力與速度梯度成正dy .比；上式變換后可寫成，它的物理意義可理解為流體在層流時(shí)的動(dòng)量傳遞速度與單位體積流體的動(dòng)量梯度成正比。（）35 . 在列管換熱器中，如用飽和水蒸氣加熱管內(nèi)空氣，則傳熱管的壁溫接近于空氣的溫度。（）36 .在流體流動(dòng)系統(tǒng)中，存在明顯速度梯度的區(qū)域稱為流體流動(dòng)邊界層。邊

22、界層的厚度與雷諾數(shù)Ret關(guān)。Reffi大，邊界層的厚度越大。（）37 .在套管式換熱器中進(jìn)行冷、熱流體的傳熱過程中，由于沿管長方向各部位的溫度是不同的，所以這種傳熱稱為非定態(tài)傳熱。（）38 .在對流傳熱過程中，若兩種流體的傳熱膜系數(shù)分別為口1和口2,且aia2,在忽略固體壁面熱阻的情況下，總傳熱系數(shù)K接近于ai（）39 .石油催化裂化工業(yè)裝置采用密相流化床設(shè)備，為使設(shè)備能穩(wěn)定操作，則實(shí)際操作氣流速度必 須小于臨界流化速度，大于帶出速度。 （）40 .流體流動(dòng)邊界層分為層流邊界層和湍流邊界層。一般說的層流內(nèi)層即為層流邊界41 .為提高總傳熱系數(shù)K,必須改善傳熱膜系數(shù)大的一側(cè)的給熱條件。（）42

23、.流體流動(dòng)時(shí)，其粘度越大，內(nèi)摩擦力越大。（）43 .已知單層平壁內(nèi)的熱傳導(dǎo)，在壁厚方向上溫度隨厚度變化呈線性關(guān)系。同理，單層圓筒壁內(nèi)的導(dǎo)熱，溫度與半徑的關(guān)系也是線性的。（）44 .實(shí)際流體在定態(tài)流動(dòng)過程中，存在著三種不同的流型：層流、湍流和過渡流。（）45 .流體流經(jīng)固體表面時(shí)存在邊界層，邊界層內(nèi)傳熱以熱傳導(dǎo)方式為主，存在較大的溫度梯度， 而溫度梯度存在的區(qū)域稱為傳熱邊界層。所以，流動(dòng)邊界層和傳熱邊界層實(shí)際上是同一個(gè)概 念。（）46 .流體在一帶錐度的圓管內(nèi)流動(dòng)，當(dāng)流經(jīng) A一用BB-B兩個(gè)截面時(shí)，雖然平均流速UaWUb,但Ua與 UB均不隨時(shí)間而變化。這一流動(dòng)過程仍是定態(tài)流動(dòng)。 .（）47 .

24、 多層平壁定態(tài)熱傳導(dǎo)時(shí)，各層壁面的溫度差與其熱阻之比等于總溫差與總熱阻之 比。（）48 .對于同一種保溫材料，具堆積密度越小保溫越有利。（）49 .在氣固相催化反應(yīng)動(dòng)力學(xué)研究中，為了消除內(nèi)擴(kuò)散過程的影響，通常保持在溫度、空間速度和反應(yīng)物濃度不變的條件下，測定催化劑不同粒徑下的轉(zhuǎn)化率。當(dāng)粒徑減小到一定程度后，轉(zhuǎn)化率不再改變，說明在該粒徑下，已消除了內(nèi)擴(kuò)散過程的影 響。 （）50 .難溶的氣體，吸收阻力主要集中在氣膜上。（）51 .亨利定律的表達(dá)式之一為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 易溶氣 體。（）52 .工業(yè)上一般吸收是在吸收塔中進(jìn)行的。象傳熱一樣，氣液間逆流操作

25、有利于吸收完全并可獲得 較大的吸收推動(dòng)力。（）53 .吸收過程中，當(dāng)操作線與平衡線相切或相交時(shí)所用的吸收劑最少，吸收推動(dòng)力最 大。（）三.選擇題1 .在下列各種流量計(jì)中，哪一種流量計(jì)引起的局部阻力不隨流量的增加而顯著增 大？ （ B ）（A）孔板流量計(jì)；（B）轉(zhuǎn)子流量計(jì)；（C）文氏流量計(jì)；（D）毛細(xì)管流量計(jì)。2 .對于逆流接觸的吸收過程，液氣比的大小對吸收操作具有較大的影響。通常 ，實(shí)際操作的液氣比 常以最小液氣比的倍數(shù)來表示。當(dāng)單位吸收耗劑用量趨于最小液氣比時(shí)，則有（ B ）（A）吸收過程推動(dòng)力趨于最大，吸收塔所需高度趨于最?。?B)(C)(D)吸收過程推動(dòng)力趨于最小吸收過程推動(dòng)力趨于最大吸

26、收過程推動(dòng)力趨于最小，吸收塔所需高度趨于最大； ，吸收塔所需高度趨于最大；,吸收塔所需高度趨于最小3 .精儲(chǔ)塔的設(shè)備費(fèi)用與選擇回流比R的大小有關(guān)。兩者白關(guān)系是隨著(D )(A) B曾大，設(shè)備費(fèi)用增大；(B) 田曾大，設(shè)備費(fèi)用減??；(C) R增大,設(shè)備費(fèi)用先增大后減小；(D) 咫曾大,設(shè)備費(fèi)用先減小后增大 。4 . 水從高位槽中流出時(shí)，則 (B )(A)水的靜壓能轉(zhuǎn)變?yōu)閯?dòng)能；(B)水的位能轉(zhuǎn)變?yōu)閯?dòng)能；(C)除水的靜壓能轉(zhuǎn)變?yōu)閯?dòng)能外，由于位能的減少，水的內(nèi)能略有下降；(D)除水的位能轉(zhuǎn)變?yōu)閯?dòng)能外，由于靜壓能的減少，水的內(nèi)能略有下降；5 .在連續(xù)精儲(chǔ)加料操作線方程(q線方程)中的q值，可視為總進(jìn)料量

27、中參與回流的料液量所占的分?jǐn)?shù)。因此飽和液體(泡點(diǎn)溫度)進(jìn)料時(shí)的q值為 .(B )(A) 0 ；(B) 1 ；(C)小于0的值；(D) 大于1的值。6.冷熱兩流體在逆流換熱時(shí)，冷流體的出口極限溫度可能是(B )(A)等于或接近于熱流體的進(jìn)口溫度；(B) 低于或接近于熱流體的進(jìn)口溫度；(C)高于或接近于熱流體的進(jìn)口溫度；(D)遠(yuǎn)高于熱流體的進(jìn)口溫度。7 .流量為0.01 m3 h-1的流體從套管環(huán)隙(套管外管內(nèi)徑為50 mm內(nèi)管外徑為25 mnp管壁為2.5 mrh中流過，流體的流速為(C )(A)20.5 m s-1;(B)14.2 m - s-1; (C)6.8 m s-1; (D)31.8

28、m s-18 .如圖所示,A和B兩條平行直線為某一個(gè)填料吸收塔在兩種情況下的操作線。比較兩種操作情況下的塔頂尾氣中吸收質(zhì)含量Y2和塔底溶液中吸收質(zhì)的含量 X,可知(B )(A) (Y2)a (Y)b； (X)a (Xi)b ；(B) (Y2) A ( Y) B； ( Xi) a ( Y) B； ( Xi) A ( Xi) B ；(D) (Y2)a= ( Y)b; ( Xi)a = ( Xi)b ;9.在一個(gè)單程列管式換熱器中，殼程內(nèi)經(jīng)的200 C的熱空氣。經(jīng)實(shí)測，空氣對 K二管壁對水的傳熱膜系數(shù)=4003 mm,碳鋼的導(dǎo)熱系數(shù)=50 W- m1 Ku1 o通以20 C左右的水，用來冷卻管程中流

29、管壁的傳熱膜系數(shù)=5.0 W-m* W-m-2 卜1。管壁為碳鋼，壁厚 現(xiàn)欲強(qiáng)化該傳熱過程，最合理的措施是(D )(A)將原換熱器換成一個(gè)傳熱面積更大的換熱器；(B)將內(nèi)管由鋼管改為銅管；(C)增大殼程中水的流速；(D)增大管程中空氣的流速。10.當(dāng)流體在圓管內(nèi)流動(dòng)時(shí)，使流體的流速在圓管內(nèi)分布不均勻的原因是由于(C )(A)管壁存在摩擦力；(B)流體的靜壓力；(C)流體存在粘滯力；(D)流體所受到的重力。11 .雷諾數(shù)Re的數(shù)學(xué)表達(dá)式為以上各式中u為流體流速，為流體密度，為流體粘度，d為管徑或定性尺寸。12 .有一連續(xù)精儲(chǔ)塔分離苯和甲苯的混合物，塔頂?shù)玫奖降哪柗謹(jǐn)?shù)為0.97的產(chǎn)品，塔底得到甲

30、苯的摩爾分?jǐn)?shù)為0.98的產(chǎn)品。由于市場需求發(fā)生變化，現(xiàn)要求塔頂產(chǎn)品的純度提高至0.98,塔底產(chǎn)品的純度和苯與甲苯的產(chǎn)量均要求維持不變。有人提出了四條建議，你認(rèn)為應(yīng)采用哪一條？(A) (B) (C) (D) 13.增加回流比；將加料口向下移一塊塔板；加料口下移的同時(shí)，將加料狀態(tài)從冷液改為飽和蒸氣加料；增加回流比的同時(shí)增加塔底再沸器的蒸氣加熱量。系?(A)14.流到：(C )反比關(guān)系；(B)無關(guān)系；(C)正比關(guān)系；(D)不確定關(guān)系。體在確定的系統(tǒng)內(nèi)作連續(xù)的定常流動(dòng)時(shí)，通過質(zhì)量衡算可得(A)流體靜力學(xué)基本方程;(C)伯努利方程;(D)(B(B)連續(xù)性方程;泊謖葉方程。15.在精儲(chǔ)塔中，相鄰三層實(shí)際塔

31、板的氣液兩相組(111Xn和Xn +1對應(yīng)的氣相平衡組成為yn* 和yn+1*,貝U成如圖所示，且 第n層塔板的單板效率為.(B )(A)(C)16.(yn-yn +1)/(yn-Xn ) ; (B)(yn - yn+。/( yn - Xn+1);(D)(yn - yn +1) / yn *- yn )/(yn,在一列管式換熱器中用水冷卻列管內(nèi)的 CO2 熱過程而言，熱阻主要存在HI(yn*- yn +1);- yn +1) o氣體，就整個(gè)換于(C )(A) CO2 氣體的流動(dòng)主體中；(B)(C) CO2氣體與管壁間的層流底層中；(D)金屬管壁中；水流與管壁間的層流底層中。17.別為流體在圓管

32、內(nèi)呈層流流動(dòng)時(shí)，速度分布曲線的形狀及平均速度u和最大速度umaX勺關(guān)系分(A)拋物線形，u=0.5umax;(C)非嚴(yán)格的拋物線形，u=0.5 umax;A )(B)非嚴(yán)格的拋物線形，(D)拋物線形，u=0.82u=0.82 u max; u max18 .如圖所示為各種進(jìn)料熱狀況的(A)線 1 ;(B)線 2 ;(C)線 3 ;(D)線4。19 .目前我國化工企業(yè)中使用是(D )(A) 夾套式換熱器；(C) 螺旋板式換熱器；20.流體在管內(nèi)作連續(xù)定態(tài)流動(dòng)時(shí), (A)不可壓縮流體的等溫過程；(C)不可壓縮流體的變溫過程；q線其中，表示氣液混合進(jìn)料的q線是得最廣泛的換熱器(B)翅片式換熱器；*

33、(D)列管式換熱器。流速 u與管徑d之間的關(guān)系可適用于(A )(B) 可壓縮流體的等溫過程；(D)可壓縮流體的變溫過程。在多層固體平壁中進(jìn)行一維定常導(dǎo)熱時(shí)，各層的溫度降與各相應(yīng)層的熱阻之間呈何種關(guān)(A )液體均相混合物；021.吸收操作是一種用以分離哪類混合物的單元操作？(A)氣體混合物；(B)氣液混合物(C)互不相溶的液體混合物；(D)23 .在下列管殼式換熱器中，沒有降低或消除由溫差引起的熱應(yīng)力補(bǔ)償措施的換熱器是 . ( D )(A)U形管式換熱器；(B)浮頭式換熱器；(C)殼體帶有膨脹圈的管殼式換熱器；(D)固定管板式換熱器。24 .牛頓粘性定律適用于( A )(A)層流流動(dòng)時(shí)的牛頓型流

34、體；(B)湍流流動(dòng)時(shí)的牛頓型流體；(C)過渡流流動(dòng)時(shí)的牛頓型流體；(D)靜止?fàn)顟B(tài)下的牛頓型或非牛頓型流體。25 .如下列舉各條中，哪一條不是雙膜模型的基本假設(shè)？ ( D )(A)氣、液界面兩側(cè)存在氣膜層和液膜層；(B)吸收質(zhì)以分子擴(kuò)散方式通過氣膜層和液膜層；(C)吸收質(zhì)在兩相界面上處于平衡狀態(tài)；(D)易溶氣體的溶解過程不存在液膜阻力，難溶氣體的溶解過程不存在氣膜阻力。26 .在管殼式換熱器的設(shè)計(jì)中，若冷、熱流體的傳熱膜系數(shù)和數(shù)量級相近，則從提高總傳熱系數(shù)K的 角度考慮，下列各種措施中，哪一種不宜采 用？ (B )(A)變單程為多程；(B)增加管數(shù)；(C) 減少管數(shù)；(D)殼程加橫向擋板。27

35、.流體在一根水平直管中流動(dòng)，自A截面流至端面后，流體因摩擦阻力而消耗的能量為50 J - kg-1。 這一摩擦損失主要表現(xiàn)為 B截面處的單位質(zhì)量流 體( C )(A) 動(dòng)能的減少；(B)熱能的減少；(C)壓強(qiáng)能的減少；(D)上述三者之和。28 .無論在連續(xù)精儲(chǔ)塔或間歇精儲(chǔ)塔內(nèi)進(jìn)行均相混合液的分離操作，保證塔頂產(chǎn)品中易揮發(fā)組分含量最高的操作條件是 (A )(A)在全回流下操作；(B)在最小回流比下操作；(C)在最適宜回流比下操作；(D)在盡量接近最小回流比下操作。29 .不同流體的傳熱膜系數(shù)相差很大。假設(shè)氣體被加熱或冷卻時(shí)的傳熱膜系數(shù)為W-m-2 - K-1,液體被加熱或冷卻的傳熱膜系數(shù)為2 W

36、-m-2- K-1,飽和水蒸氣冷凝時(shí)的傳熱膜系數(shù)為3 W-m-2- K1,則其大小順序?yàn)?(D )(A) a 3 a 2 a 1;( B) a 2 a 3 a 1 ;(C) a 3 a a 2;( D) a 1 a 22000;(B) Re 2300;(C)2000 Re 4000。32 .將板式塔和填料塔作比較，下列項(xiàng)目中，填料塔優(yōu)于板式塔的是( D )(A)生產(chǎn)能力；(B)操作彈性；(C)持7就最；(D)壓降。33 .在列管換熱器中，在溫度不太高的情況下，冷熱兩流體的傳熱過程是 .(D )(A)以熱傳導(dǎo)為主要方式；(B)以輻射為主要方式；(C)以熱對流為主要方式；(D)以熱傳導(dǎo)和熱對流兩種

37、方式為主。34 .水連續(xù)地從內(nèi)徑為90 mm勺粗管流入30 mMl勺細(xì)管內(nèi)，則細(xì)管內(nèi)水的流速是粗管的(C )(A)3 倍； (B)1/9 倍； (C)9 倍； (D)1/3 倍。35 .用純?nèi)軇┠媪魑諝怏w中的可溶組分 ，液氣比Fc/Fb = m(相平衡關(guān)系為Y=mX。進(jìn)口氣體組成Y1=0.05,出口=0.01,則過程的平均推動(dòng)力為(B )(A) 0;(B) 0.01;(C) 0.04 ;(D) 0.02。36 .在一列管式換熱器中用水冷卻列管內(nèi)的CO氣體，就整個(gè)換熱過程而言，熱阻主要存在于( C )(A) CO2氣體的流動(dòng)主體中；(B)金屬管壁中；(C) CO2氣體與管壁間的層流底層中；(D

38、)水流與管壁間的層流底層中。37 .流量為0.01 m3 h-1的流體從套管環(huán)隙(套管外管內(nèi)徑為50 mm內(nèi)管外徑為25 mnp管壁為2.5 mr)i 中流過，流體的流速為(C )(A)20.5 m s-1;(B)14.2 m - s-1;(C)6.8 ms-1;(D)31.8 m s-1。38 .已知20 C, 101.3 kPa下，乙醇在空氣中的分子擴(kuò)散系數(shù)為1.21 X10-5 m2 - s-1 0若壓強(qiáng)不變， 隨著溫度增高，則擴(kuò)散系數(shù)的數(shù)值應(yīng)為(A )(A)隨之增大；(B)隨之降低；(C)維持不變；(D)隨具體溫度而定，增大或降低。2- 139.對一臺(tái)正在工作的列管式換熱器，已知一側(cè)傳

39、熱膜系數(shù) W-m - K ,另一側(cè)傳熱膜系數(shù) W- m2 管壁熱阻很小，那么要提高傳熱總系數(shù)，最有效的措施是 .(A )(A)設(shè)法增大民2的值；(B) 設(shè)法同時(shí)增大民1和民2的值；(C)設(shè)法增大a 1的值；(D)改用導(dǎo)熱系數(shù)大的金屬管。40.在一容積很大液面恒定的貯槽底部有一個(gè)小孔，流體從小孔中流出，流體流出的速度為u,若損失壓頭可忽略不計(jì)，則u正比于. .( D )(A) H (丁貯槽內(nèi)液面的高度)；(B)屈;(C) p (p一大氣壓強(qiáng))；(D)( p 流體的密度，g一重力加速度)41 .孔板流量計(jì)的主要缺點(diǎn)是(D)(A)結(jié)構(gòu)復(fù)雜，造價(jià)高；(B)噪音較大；(C)維修困難；(D)能量損耗大。4

40、2 .精儲(chǔ)過程是一個(gè)消耗能量的過程，精儲(chǔ)塔的能量消耗主要是 (C )(A)對進(jìn)塔原料液的加熱；(B)塔頂蒸氣的冷凝和回流；(C)加熱塔釜中的溶液；(D)上述三項(xiàng)能耗都是主要的，它們消耗能量均很接近。43 .有一列管式換熱器，管程中通過冷卻水以冷凝殼程中通入的有機(jī)物蒸氣。根據(jù)實(shí)際需要，現(xiàn)準(zhǔn)備將該換熱器管程由單程改為雙程。流經(jīng)物料的流量和進(jìn)口溫度均不變，下列各種現(xiàn)象中，哪一種不會(huì)發(fā)生？. (B )(A)管程中水的流速增大；(B)冷卻水的出口溫度降低；(C)換熱器的總傳熱系數(shù)K增加;(D)殼程中冷凝下來的有機(jī)物出口溫度降低。44 .實(shí)驗(yàn)中用U管壓差計(jì)測得某設(shè)備內(nèi)的壓力讀數(shù)為零，說明該設(shè)備的絕對壓為(

41、 C )(A) 0 Pa；(B) 101.3 kPa；(C)當(dāng)時(shí)當(dāng)?shù)卮髿鈮簭?qiáng)；(D) 1 MPa。45 .用一個(gè)間歇精儲(chǔ)塔分離苯、甲苯、二甲苯三元混合物，精儲(chǔ)塔有足夠的分離能力將三種組分分 離?，F(xiàn)在塔頂上升蒸氣的氣流中裝一個(gè)熱電偶溫度計(jì)，將溫度計(jì)和電動(dòng)記錄儀聯(lián)接。24小時(shí)后，精儲(chǔ)基本結(jié)束，你認(rèn)為記錄儀上得到的應(yīng)為下列 曲線中哪一條曲線？.( B )46 .在一個(gè)單程列管式換熱器中，殼程內(nèi)通以20 C左右的水，用來冷卻管程中流經(jīng)的 200 C 的熱空氣。經(jīng)實(shí)測，空氣對管壁的傳熱膜系數(shù) a 1=5.0 W-m-2 K-1,管壁對水的傳熱膜系數(shù) a 2=400 W-m-2- K-1o管壁為碳鋼，壁厚3 mm,碳鋼 的導(dǎo)熱系數(shù)入=50 W-m-1 - K-1o現(xiàn)欲強(qiáng)化該傳熱 過程，最合理的措施是 (D )(A)將原換熱器換成一個(gè)傳熱面積更大的換熱器；（B）將內(nèi)管由鋼管改為銅管；（C）增大殼程中水的流速；（D）增大管程中空氣的流速。47 .自來水通過一段橫截面積 區(qū)同的管路作定常流動(dòng)時(shí)，其流速 （ C ）（