化工原理期末復(fù)習(xí)題2

1、化工原理期末復(fù)習(xí)題一填空題：（一）流體流動與輸送：1某設(shè)備的真空表讀數(shù)為，則它的絕對壓強(qiáng)為（ ），另一設(shè)備的表壓強(qiáng)為，則它的絕對壓強(qiáng)為_。（當(dāng)?shù)卮髿鈮簽椋?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(shí)際流體在直管內(nèi)流過時，各截面上的總機(jī)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(jī)械，且有(代表機(jī)械能),則可判斷A，B之間的水的流向?yàn)開。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

2、程=，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，則該層厚度越_。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(dāng)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

3、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，壓強(qiáng)降為，Re為1000，則管中心線上速度為_，若平均速度增大到，則壓強(qiáng)降為_。20只有在_的管道內(nèi)，才有。21對一并聯(lián)管路，若各支管內(nèi)的流動阻力分別為，,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(dāng)所測量的壓強(qiáng)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(jìn)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

4、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(diǎn)是指_。33若離心泵入口處真空表讀數(shù)為，當(dāng)?shù)卮髿鈮簭?qiáng)為，當(dāng)輸送的水（飽和蒸氣壓為）時，泵內(nèi)_發(fā)生氣蝕現(xiàn)象。34往復(fù)壓縮機(jī)的工作原理是_。35往復(fù)壓縮機(jī)的理想壓縮循環(huán)由_等三個階段組成。36往復(fù)壓縮機(jī)的有余隙存在的壓縮循環(huán)過程由_等步驟組成。（二）傳熱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(jìn)行傳遞。3單層平壁的導(dǎo)熱熱阻為_。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

5、的定態(tài)導(dǎo)熱中，通過每一層上的傳熱速率_，面積熱流量_(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，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(yàn)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（=）數(shù)是表示_的準(zhǔn)數(shù)。9在表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)關(guān)聯(lián)式中，格拉曉夫數(shù)是表示_的影響。10在表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)關(guān)聯(lián)式中，Pr（=）數(shù)是表示_的準(zhǔn)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（）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(qiáng)制湍流傳熱時，對流傳

6、熱系數(shù)關(guān)聯(lián)式為，式中是為了校正_的影響，當(dāng)流體被加熱時，等于_。14當(dāng)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)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(yàn)公式時，應(yīng)注意定性溫度的影響，所謂定性溫度指的是_。18強(qiáng)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

7、，采用包覆3種保溫材料a、b、c。若，則包覆的順序從外到里分別為 。（三）吸收1在一定溫度和壓強(qiáng)下，用清水吸收丙酮，逆流操作，已知進(jìn)塔的氣體中丙酮含量為0.026（摩爾分?jǐn)?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(dāng)以氣相的分壓差表示吸收推動力時，吸收速率方程可表示為=_，其中吸收總阻力=_。 5當(dāng)以表示吸收推動力時，吸收

8、速率方程可表示為=_，其中吸收總阻力=_。6由于有濃差存在，物質(zhì)在靜止流體中會以_擴(kuò)散的形式傳遞。7根據(jù)雙膜理論，吸收過程的總阻力=_。8根據(jù)雙膜理論，吸收過程的總阻力取決于_。 9渦流擴(kuò)散指的是_。10吸收操作的依據(jù)是_，以達(dá)到分離氣體混合物的目的。11亨利定律的表達(dá)式為，若某氣體在水中的亨利系數(shù)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(dāng)總壓增大時，亨利系數(shù)_，相平衡常數(shù)_。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，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

9、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，其中表示_，當(dāng)_項(xiàng)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)_， 對液膜控制的物系，體積吸收總系數(shù)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(dāng)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(jìn)塔氣相組成為0.02(摩爾比)操作液氣比為0.9，氣液平衡關(guān)系為，則溶質(zhì)組分的回收率最大可達(dá)_。22脫吸因數(shù)可表示為_，它在圖上的意義是_。23在填料塔設(shè)置中，空

10、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。(四)精餾1氣液兩相組成相同時，則氣相露點(diǎn)溫度_液相泡點(diǎn)溫度。2在精餾過程中，增大操作壓強(qiáng)，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，對第兩層理論板，在全回流條件下，已知，則_。5某精餾塔的精餾段操作線方程為，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，溫度為下，苯與甲苯的飽和蒸汽壓分別為，則平衡時苯的液相組成為_，氣相組成為_，相對揮發(fā)度_。8精餾塔有_種進(jìn)料熱狀態(tài)，其中_

11、進(jìn)料的熱狀態(tài)參數(shù)最大，進(jìn)料溫度_泡點(diǎn)。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_，_，_，_。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_。12在某兩組分體系中，已知其氣相組成為=0.5，A、B兩組分在此溫度下的飽和蒸汽壓分別為760mmHg和292mmHg，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_

12、組分。14在某兩組分連續(xù)精餾過程中，已知進(jìn)入第n塊板的汽相組成為0.6（摩爾分?jǐn)?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恒定，則回流比必須_。16板式塔的單板效率的表達(dá)式是=_。17在某兩組分體系中，已知?dú)庀嘟M成為=0.5(摩爾分?jǐn)?shù))，兩組分的相對揮發(fā)度=2，則液相組成為=_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(jìn)

13、行_的分離操作。2.超臨界流體的物性參數(shù)在臨界點(diǎn)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(qiáng)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(qiáng)度的增大而有規(guī)律的上升，則過程為_控制。二單項(xiàng)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 B C D2在靜止流體內(nèi)部各點(diǎn)的靜壓強(qiáng)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，且流體應(yīng)呈（ ）。 A滯流流動 B湍流流動 C過渡流 D靜止?fàn)顟B(tài)4在一水平變徑管道上，細(xì)管截面A及粗管截面B與U管壓差計相連，

14、當(dāng)流體流過時壓差計測量的是（ ）。 AA、B兩截面間的總能量損失 BA、B兩截面間的動能差CA、B兩截面間的局部阻力 DA、B兩截面間的壓強(qiáng)差5直徑為的細(xì)管逐漸擴(kuò)大到的粗管，若流體在細(xì)管內(nèi)的流速為，則在粗管內(nèi)的流速為（ ）。A B C D6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 D質(zhì)量流速相等7流體在阻力平方區(qū)流動時的摩擦阻力（ ）。 A不變 B隨流速加大而加大 C與成比例 D與成比例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（ ）來反映流量的。 A變動的壓強(qiáng)差 B動能差 C速度差 D摩擦阻力9滯流與湍流的本質(zhì)區(qū)別是（

15、 ）。 A滯流的流速大于湍流的 B湍流的Re值大于滯流的C滯流無徑向脈動，湍流有徑向脈動 D湍流時邊界層較薄10在阻力平方區(qū)，摩擦系數(shù)（ ）。 A為常數(shù)，與均無關(guān) B隨Re值加大而減小C與Re值無關(guān)，是的函數(shù) D是Re值與的函數(shù)11流體在圓形直管中作滯流流動時，其直管阻力損失與流速的關(guān)系為（ ）。 A與成正比 B與成正比 C與成正比 D與成正比12離心泵的軸功率與流量的關(guān)系為（ ）。A增大，增大 B增大，減小C增大，先增大后減小 D增大，先減小后增大13離心泵的揚(yáng)程是指（ ）。 A液體的實(shí)際的升揚(yáng)高度 B單位重量液體通過泵獲得的能量 C泵的吸上高度 D液體出泵和進(jìn)泵的壓強(qiáng)差換算成的液柱高14離

16、心泵的軸功率是（ ）。 A在流量為零時最大 B在壓頭最大時最大C在流量為零時最小 D在工作點(diǎn)處最小15離心泵的效率與流量的關(guān)系為（ ）。 A增大，增大 B增大，先增大后減小C增大，減小 D增大，先減小后增大16離心泵氣蝕余量與流量的關(guān)系為（ ）。A增大，增大 B增大，減小C增大，不變 D增大，先增大后減小17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（ ）。 A B C D18離心泵停止操作時，宜（ ）。A先關(guān)出口閥后停電 B先停電后關(guān)出口閥C先關(guān)出口閥或先停電均可 D單級泵先停電，多級泵先關(guān)出口閥19離心泵的工作點(diǎn)是指（ ）。A與泵最高效率時對應(yīng)的點(diǎn) B由泵的特性曲線所決

17、定的點(diǎn)C由管路特性所決定的點(diǎn) D泵的特性曲線與管路特性曲線的交點(diǎn)20在測定離心泵性能時，若將壓強(qiáng)表裝在調(diào)節(jié)閥后面，則壓強(qiáng)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 （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)分別為和，其對應(yīng)的溫度差為和，若>，則和的關(guān)系為（ ）。 A< B> C= D無法確定2空氣、水、金屬固體的導(dǎo)熱系數(shù)分別為、和，其大小順序?yàn)? )。 A>> B<< C>> D<<3.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

18、和，第三層外表面溫度為，則第一層熱阻和第二、三熱阻、的大小為（ ）。 A B C無法確定 D4在管殼式換熱器中，用飽和蒸汽冷凝以加熱空氣，下面兩項(xiàng)判斷為（ ）。 甲：傳熱管壁溫度接近與加熱蒸汽溫度；乙：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（ ）。 A兩流體的溫度差 B流體溫度和壁面溫度差 C同一流體的溫度差 D兩流體的速度差6量綱分析的目的是（ ）。A得到各變量間定量關(guān)系 B用量綱為一的數(shù)群代替變量，使實(shí)驗(yàn)簡化C實(shí)驗(yàn)結(jié)果可靠 D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)

19、，若可采用，式中指數(shù)為（ ）。 A04 B0.3 C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(qiáng)制湍流時的對流傳熱系數(shù)為，若將水的流量增加一倍，而其它條件不變，則為（ ）。 A2000 B1740 C1000 D5009對間壁兩側(cè)流體一側(cè)恒溫、另一側(cè)變溫的傳熱過程，逆流和并流時大小為（ ）。 A. B. C. D.無法確定 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，則換熱器壁面溫度約為（ ）。 A B C D(三)吸收1.吸收操作的作用是分離

20、（ ）。 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（ ）。 A正值 B負(fù)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 B C D4.某吸收過程，已知?dú)饽の障禂?shù)，液膜吸收系數(shù)，由此可判斷該過程（ ）。 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（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（ ）。 A1.5 B1.8 C2

21、D36.根據(jù)雙膜理論，當(dāng)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) B近似等于液相傳質(zhì)分系數(shù)C小于氣相傳質(zhì)分系數(shù) D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(dāng)用水量減小時，氣相總傳質(zhì)單元數(shù)將（ ）。 A增加 B減小 C不變 D不確定8.在逆流吸收塔中，吸收過程為氣膜控制，若進(jìn)塔液體組成增大，其他條件不變，則氣相總傳質(zhì)單元高度將（ ）。 A增加 B減小 C不變 D不確定9.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(dāng)進(jìn)塔氣相組成增大，其他條件不變，則出塔氣體組成和吸收率的變化為（ ）。A增大、減小 B減小、增大C

22、增大、不變 D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?dú)堃航M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(jìn)料熱狀態(tài)由原來的飽和蒸氣進(jìn)料改為飽和液體進(jìn)料，其他條件維持不變，則所需理論板數(shù)（ ），（ ），（ ），（ ），（ ）。A減小 B不變 C增大 D不確定 3.對于飽和蒸氣進(jìn)料，則（ ），（ ）。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?dú)堃航M成（ ），餾出液組成（ ）。A減小 B不變 C增大 D不確定 5.操作中的精餾塔，若進(jìn)料流量、餾出液組成、釜?dú)?/p>

23、液組成、進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)及提餾段上升蒸氣流量不變，減小進(jìn)料組成，則有（ ）。 A增大，減小 B不變，增大C減小，增大 D減小，不變6.操作中的精餾塔，若進(jìn)料流量、進(jìn)料組成、進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)及回流比不變，增加釜?dú)堃毫髁?，則精餾段液氣比（ ），提餾段上升蒸氣流量（ ）。 A不確定 B增加 C不變 D減小7.精餾操作時，若進(jìn)料流量、進(jìn)料組成、進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)及回流比不變，而將塔頂產(chǎn)品量增加，則提餾段下降液體流量（ ），提餾段上升蒸氣流量（ ）。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、釜?dú)堃航M成。當(dāng)進(jìn)料組成為時，相應(yīng)的回流比為，進(jìn)料組成為時，相應(yīng)的回流比為。若<

24、;，進(jìn)料熱狀態(tài)不變，則（ ）。A< B= C> D無法確定9.精餾塔設(shè)計中，增大操作壓強(qiáng)，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層塔板，其氣相組成關(guān)系為（ ）。A B C 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，相應(yīng)的泡點(diǎn)溫度為，氣相組成，相應(yīng)的露點(diǎn)溫度為，則（ ）。A B C D不能判斷12.分離某兩組分混合物，進(jìn)料量為，進(jìn)料組成，要求餾出液組成不小于0.9,則塔頂最大產(chǎn)量為（ ）。A B C D不能確定13.完成某分離任務(wù)需理論塔板數(shù)為（包括再沸器），若總塔板效率，則塔內(nèi)需實(shí)際塔板數(shù)

25、為（ ）。A14層 B10層 C12層 D無法確定14.在精餾塔設(shè)計中，若進(jìn)料組成、餾出液組成、釜?dú)堃航M成、回流比及相對揮發(fā)度均不變，當(dāng)進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)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、釜?dú)堃航M成、相對揮發(fā)度及進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)值一定，若進(jìn)料組成為，相應(yīng)的最小回流比為，進(jìn)料組成為，相應(yīng)的回流比為，現(xiàn)<，則（ ）。A> B= C< D無法比較與的大小三計算：(一)流體流動1.用一水泵將20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100，其中裝有一文丘里流量計，流量計入口直徑與管道相同

26、，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300。流量計的進(jìn)口至喉部的阻力系數(shù)為0.15，管路中摩擦系數(shù)與的關(guān)系為=0.002。求：該管道的輸水量。圖中A點(diǎn)的壓強(qiáng)。20時水的密度為1000,粘度為0.001。2.用離心泵將地下貯槽中的石油以40的流率，的管子輸送到高位槽。已知兩槽的液面差為30，管子總長（包括各種閥門、管件的當(dāng)量長度）為400，試計算輸送15的石油時所需泵的有效功率。設(shè)輸送過程中兩槽液面恒定不變，15石油的密度為960，粘度為3.43。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，泵的進(jìn)、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

27、水池的水面高度為4.8，壓力表安裝位置離蓄水池的水面高度為5，當(dāng)輸水量為36時，進(jìn)水管道的全部阻力損失為1.96，出水管的全部阻力損失為4.9，壓力表的讀數(shù)為2.5×Pa，泵的效率為，試求：（1）兩液面的高度差為多少？（2）泵所需的實(shí)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(qiáng)為9.807 ×的水洗塔中，貯槽液面恒定，其上方為常壓。泵 入口比貯槽液面高2,貯槽液面與輸送管出口端垂直距離為20米。在某輸送量下，泵對每水作的功為317.7,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10及100（包括管件及入口的當(dāng)量長度，

28、但不包括出口的當(dāng)量長度），管子直徑為。若在泵出口處裝一壓強(qiáng)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(qiáng)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,管內(nèi)水的流速為1,出口管內(nèi)徑為53,其末端高出水面15。若輸送過程的總壓頭損失為3水柱，試求該泵應(yīng)提供的壓頭和理論功率？若泵的效率為，則所需軸功率為多少？水的密度取1000。6.水從蓄水箱經(jīng)過一水管和噴嘴在水平方向射出， 如附圖所示。假設(shè)=13,=7.5,=12,=6.5, ,整個管路的摩擦損失 2水柱（噴嘴部分的摩擦阻力損失為0.8水柱）。試求：（1）管路出口處的速度；（2）水管和噴嘴連接處截面上的水流速度和

29、壓強(qiáng)。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。輸送管路直徑為，管路總長為（包括管件、閥門的當(dāng)量長度）。泵送液體流量為2.015，操作條件下液體的密度為，黏度為，若泵的效率為，試求泵的軸功率（）。摩擦系數(shù)可按下式計算：層流時，湍流時。8.如本題附圖所示，用泵將河水經(jīng)3.5無縫 鋼管輸送至高位槽，高位槽內(nèi)液面恒定。泵出口處裝有壓強(qiáng)表，設(shè)備相對位置示于附圖中，包括一切局部阻力當(dāng)量長度在內(nèi)的管子總長度為：壓強(qiáng)表前為，壓強(qiáng)表后為，求流量為時：（1）泵的軸功率，效率為0.8；（2）壓強(qiáng)表上讀數(shù)。數(shù)據(jù)：，層流時，湍流時，用于鋼管時為了安全加大30%的安全因素。9.

30、黏度為、密度為的液體，自開口槽A經(jīng)2.5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(dāng)閥門全關(guān)時，閥門前、后的壓強(qiáng)表讀數(shù)分別為88.3及44.15。將閥門調(diào)至1/4開度，流量為3.34，閥門前、后管長分別為及（包括一切局部阻力的當(dāng)量長度）。試求閥門開度為1/4時閥門的當(dāng)量長度。摩擦系數(shù)計算式為為：層流：，光滑管湍流：。10.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。在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(qiáng)差，壓差計中指示劑汞的讀數(shù)R為0.54，孔板直徑為。不包括管子進(jìn)、出口損失的全

31、部直管與管件的當(dāng)量長度之和為。操作條件下液體的密度為，黏度為，流動時的摩擦系數(shù)為0.0185，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，出口管高于液面。輸水量為，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，湖水密度，泵的效率0.8，管子出口埋在液面下后設(shè)總長度變?yōu)?1.5。12某離心泵輸送清水流量為16.8時，壓頭為18，試判斷該泵是否可以將密度為、流量為15的溶液從常壓貯槽內(nèi)輸送到壓強(qiáng)為（

32、表壓）的設(shè)備中？已知輸送管路直徑為，長度為124（包括所有局部阻力的當(dāng)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。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25×2的不銹鋼管136根組成，平均比熱為4.187的某溶液在管程作湍流流動，其流量為15000,并由15加熱到100，溫度為110的飽和蒸汽走殼程。已知單程時管程內(nèi)溶液的對流傳熱系數(shù)為523,蒸汽對管壁的對流傳熱系數(shù)為11630,鋼管的導(dǎo)熱系數(shù)=41，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，規(guī)格為25×2.5的鋼管組成。要求

33、將質(zhì)量流量為1.25的苯由80冷卻到30，20的水在管內(nèi)與苯逆流流動。已知水側(cè)和苯側(cè)的對流傳熱系數(shù)分別為850和1700，污垢熱阻和管壁熱阻可忽略。若維持水的出口溫度為50，試求所需的列管數(shù)。取苯的比熱容為1900，密度為880。3.在一內(nèi)管為20×2的套管換熱器中，用清潔河水逆流冷卻某有機(jī)液體。已知管內(nèi)冷卻水的進(jìn)、出口溫度分別為30和40；有機(jī)液體的質(zhì)量流量為300，進(jìn)出、口溫度分別為105和50，平均比熱為1.88；水和有機(jī)液體與管壁的對流傳熱系數(shù)分別為2810及1640，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300的單程列管式換熱器中，300的某氣

34、體流過殼方時被加熱到430，另一種560的氣體作為加熱介質(zhì)。兩氣體逆流流動，流量均為1×，平均比熱均為1.05，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。5.某列管換熱器由多根25×2.5的不銹鋼管組成，將平均比熱為1.76 密度為858的某液體由20加熱到55，其流量為15000，管內(nèi)流速為0.5。加熱劑為130的飽和水蒸氣，在管外冷凝。已知加熱器以外表面為基準(zhǔn)的總傳熱系數(shù)為774。試求加熱器所需管數(shù)及單管長度。6.在一管殼式換熱器中，要求用初始溫度為30的原油來冷卻重油，使重油從180冷卻到120，重油的流量為10000,原油流量為14000,重油比熱為21

35、77,原油比熱為1926，假設(shè)換熱時的總傳熱系數(shù)為116.3,試問當(dāng)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25×2.5、長為3的60根鋼管組成。熱水走管內(nèi)，其進(jìn)、出口溫度分別為70和30；逆流冷卻水走管間，其進(jìn)、出口溫度分別為20和40，冷水流量為1.2。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,換熱器的熱損失可忽略。8.在一傳熱面積為15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的飽和水蒸氣冷凝為同溫度下的水排出?？諝饬髁繛?.8，其進(jìn)口溫度為30，比

36、熱容可取為，空氣對流傳熱系數(shù)為87，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20的換熱器中，用溫度為20、流量為13200的冷卻水冷卻進(jìn)口溫度為110的醋酸，兩流體呈逆流流動。換熱器剛開始運(yùn)行時，水出口溫度為45，醋酸出口溫度為40，試求總傳熱系數(shù)。而在換熱器運(yùn)行一段時間后，若兩流體的流量不變，進(jìn)口溫度也不變，而冷水的出口溫度降到38，試求總傳熱系數(shù)下降的百分?jǐn)?shù)。水的比熱容可取為4.2,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53的某油品從60加熱到80，已知油品的密度為800，比熱容為2.0。換熱器的管束由368根19×2的管子所組成，每根

37、管子長度為6。若基于管子外表面的總傳熱系數(shù)為110，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，傳熱面積為4，列管直徑為25×2.5。用溫度為25的水將油由200冷卻至100，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1200和1400，其比熱容分別為4.18和2.0；水側(cè)和油側(cè)的對流傳熱系數(shù)為1800和200。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)為一定流量的氣體呈湍流流動

38、，其溫度從30加熱到50?，F(xiàn)因氣體流量增加，而加熱蒸氣溫度和氣體進(jìn)口溫度均不變，氣體出口溫度降到48，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；，。（三）吸收1.在逆流操作的填料吸收塔內(nèi)，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的填料吸收塔內(nèi)，用水吸收分壓為1330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1390,

39、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=0.755，氣相體積吸收總系數(shù)為314，試求所需填料層高度。(操作壓強(qiáng)為1.013×)3.用清水吸收有機(jī)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1,混合氣中含甲醇20，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=1.15，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下吸收有機(jī)合成殘余氣體中的甲醇（其它組分可視為惰性組分），殘氣進(jìn)塔流量為1(以標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài)計)，含甲醇25(標(biāo)準(zhǔn)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

40、的氣液平衡關(guān)系為=1.1，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下定態(tài)操作的氨吸收塔的某截面上，含氨0.03（摩爾分?jǐn)?shù)）的氣體與氨濃度為1的氨水相遇，已知?dú)饽髻|(zhì)系數(shù)=5×,液膜傳質(zhì)系數(shù)=1.5×,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×,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。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，填料層高6，所用填料為56的拉西環(huán)。在25及1時，每小時處理2000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

41、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=2，試計算氣相總體積傳質(zhì)系數(shù)。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、壓強(qiáng)為101.33，對應(yīng)的混合氣流量為480。進(jìn)塔氣相組成為0.015（摩爾分?jǐn)?shù)），吸收率為98，出塔液相組成可達(dá)到與出塔氣相濃度平衡濃度的80，平衡關(guān)系為=0.75(為摩爾比)。試求：出塔液相組成，以摩爾比表示；用水量，。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(jìn)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=2.5(為摩爾比),若填料層高度為8，試求

42、該塔的氣相總傳質(zhì)單元高度。9.在逆流填料吸收塔中，用清水吸收混合氣中溶質(zhì)。進(jìn)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100，清水流量為0.1。操作條件下氣液平衡關(guān)系為=0.526(為摩爾比),若填料層高度為1.5，塔內(nèi)徑為0.2，試求該塔的氣相體積總傳質(zhì)系數(shù)，。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(jìn)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=1.2(為摩爾比)，氣相體積總傳質(zhì)系數(shù)為180。若混合氣流量為2826，按標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài)下計的氣體空塔速度為1，試求： （1）出塔液相組成，

43、摩爾比；（2）氣相總傳質(zhì)單元高度，。11.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580，組成為6（體積），吸收率為99；水的質(zhì)量流速為770。操作條件下的氣液平衡關(guān)系為=0.9(為摩爾比)，若填料層高度為4，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?fàn)t氣中的氨，氨的濃度為，混合氣處理量為4500。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(qiáng)為1.013×，溫度為30，氣液平衡關(guān)系為=1.2(為摩爾比)，氣相體積總傳質(zhì)系數(shù)為0.06,空塔氣速為1.2，試求： (1)用水量，；(2)塔徑和塔高，。（四）精餾1.某兩組分混合液用精餾塔分離，其進(jìn)料濃度為50（摩爾分率），泡點(diǎn)進(jìn)料，體系相對揮發(fā)度為2，塔頂出料量為進(jìn)料量的60，當(dāng)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?yán)L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(jìn)行分離，已知原料液的組成為0.50（摩爾分率，下同），料液流量為1000kmol/h，加料熱狀態(tài)參數(shù)=1.2，操作回流比為最小回流比的1.8倍，要求餾出液含輕組分0.90，釜?dú)堃汉p組分0.05，試求：（1）餾出液量和釜?dú)堃?/p>