化工原理試題庫

1、化工原理試題庫一填空題：（一）流體流動與輸送：1某設備的真空表讀數(shù)為200mmHg ，則它的絕對壓強為（ 560 ） mmHg ，另一設備的表壓強為 50kPa ，則它的絕對壓強為 _151_kPa 。（當?shù)卮髿鈮簽?1.013310 5 Pa ）2在靜止的同一種連續(xù)流體內部，各截面上_與 _之和為常數(shù)。3實際流體在直管內流過時， 各截面上的總機械能 _守恒，因實際流體流動時有 _。4在一流動體系中，若A，B 兩截面間無輸送機械，且有E A EB ( 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

2、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，流速與直徑的關系為_。9流體流動過程中的連續(xù)性方程u1 A1u2 A2 =，只適用于（ 不可壓縮流體）10流體在圓形管道內做層流流動時某一截面上的速度分布為_形。11流體在管內作湍流流動時，鄰近管壁處存在_層， Re 值越大，則該層厚度越_。12流體在圓形管道內作層流流動時的摩擦系數(shù)與_無關，只隨 _增大。13流體在圓形管道內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。14當流體在圓形管道內做湍流流動時，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

3、最大流速是截面上平均流速的_。16流體在圓形管道內的流動類型可以由_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，才有p fp1p2p 。21對一并聯(lián)管路，若各支管內的流動阻力分別為h f ,1 ， h f , 2 ,h f ,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_。1

4、24當所測量的壓強或壓差太小時，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)象的產生，離心泵必須有合適的_。29為防止離心泵氣縛現(xiàn)象的產生，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_。33若離心泵入口處真空表讀數(shù)為93.32kPa ，當?shù)卮髿鈮簭姙?101.32kPa ，當輸送 42 C 的水（飽

5、和蒸氣壓為 8.2kPa ）時，泵內 _發(fā)生氣蝕現(xiàn)象。34往復壓縮機的工作原理是。35往復壓縮機的理想壓縮循環(huán)由等三個階段組成。36往復壓縮機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，熱量主要以_方式進行傳遞。3單層平壁的導熱熱阻為。4單層平壁的導熱熱阻與_成正比，與 _成反比。5 在多層圓筒壁的定態(tài)導熱中，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中，設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，

6、則各層熱阻之比為_。7在應用計算表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)的各經驗式時，應該注意公式的_、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)關聯(lián)式中，格拉曉夫數(shù)Grg T2 L3 /2 是表示 _的影響。10在表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)關聯(lián)式中，Pr（ =C p/）數(shù)是表示 _的準數(shù)。11蒸氣冷凝有 _和 _兩種方式。12液體在大容器內沸騰時，隨著溫度差（twts ）的不同，出現(xiàn) _、 _和_三種不同的沸騰狀態(tài)。213流體在圓形直管中強制湍流傳熱時，對流傳熱系數(shù)關聯(lián)式為0.023 Re 0. 8 Pr n ，式d中 n 是為了校正 _的影響，當流體被加熱時， n 等于

7、_。14當流體在管內呈湍流流動時，管內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在應用對流傳熱系數(shù)的各經驗公式時，應注意定性溫度的影響，所謂定性溫度指的是。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為減少圓形管導熱損失， 采用包覆 3 種保溫材料 a、b、c。若 abc ，

8、abc ，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系是 Y=1.18X, 則其最小液氣比為 _。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所謂塔設備的液泛指的是。4 當 以 氣 相 的 分 壓 差 pA pA*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1=_。N

9、A =_K G5當以 cA cA* 表示吸收推動力時，吸收速率方程可表示為N A =_，其中吸收總阻力 1 =_。K L6由于有濃差存在，物質在靜止流體中會以_擴散的形式傳遞。7根據(jù)雙膜理論，吸收過程的總阻力1=。K Y38根據(jù)雙膜理論，吸收過程的總阻力取決于_。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的分壓總是_溶質的平衡分壓，因此吸收操作線總是在平衡線的 _。

10、14吸收過程中，K X 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)間的關系可表示為11H ，其中1 表示 _，K Lk LkGkL當 _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 Y a _，對液膜控制的物系，體積吸收總系數(shù)K Y a 將_。18雙膜理論是將整個相際傳質過程簡化為。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，用純溶劑吸

11、收混合氣中的溶質，已知進塔氣相組成Y1 為0.02( 摩爾比 ) 操作液氣比為 0.9 ，氣液平衡關系為 Y 1.0 X ，則溶質組分的回收率最大可達 _。22脫吸因數(shù)可表示為 _，它在 YX 圖上的意義是 _。23在填料塔設置中，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，塔內應設置_裝置。(四)精餾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, n1兩層理論板，在全回流條件下，已知xn0.25 ，則

12、 yn 1_。45某精餾塔的精餾段操作線方程為y0.75 x0.24 ，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 C 下，苯與甲苯的飽和蒸汽壓分別為pA155.7kPa ，pB63.3kPa ，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 t b 。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

13、 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 _。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292mmHg，假設它們形成 的是理想溶液，則 其液相 組成xA =_。13如果在精餾塔內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

14、塊板流出的汽、液組成分別為0.8 、0.5 ，其汽液平衡關系為 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，恒摩爾流假設包括兩部分內容。21在間歇精餾中，通常有_和_兩種典型操作方式。51、變壓吸附是利用 _的變化來進行 _的分離操作。超臨界

15、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。在采用攪拌強度判別法判斷反應萃取的控制步驟時，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 _控制。二單項選擇：（一）流體流動和輸送1在法定計量單位中，粘度的單位是（）。A cPB PC g /(cm s)D Pa s2在靜止流體內部各點的靜壓強相等的必要條件是（）。A同一種流體內部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，且流體應呈（）。A 滯流流動B湍流流動C過渡流D靜止狀態(tài)4在一水平變徑管道上，細管截面A 及粗管截面 B 與 U 管壓差計相連，

16、當流體流過時壓差計測量的是（）。A A、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 兩截面間的壓強差5直徑為57mm3.5mm 的細管逐漸擴大到108mm4mm 的粗管，若流體在細管內的流速為 4m/ s ，則在粗管內的流速為（）。A 2m/ sB1m/ sC 0.5m/ sD 0.25m / s6氣體在直徑不變的圓形管道內作等溫定態(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 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)

17、流面積的流量計，利用（）來反映流量的。A 變動的壓強差B動能差C速度差D摩擦阻力9滯流與湍流的本質區(qū)別是（）。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/ d, Re 均無關B隨 Re值加大而減小C與 Re值無關，是/ d 的函數(shù)D是 Re值與/ d 的函數(shù)611流體在圓形直管中作滯流流動時，其直管阻力損失與流速u 的關系為（）。A 與 u 2 成正比B與 u 成正比C與 u1.75 成正比D與 u 0.5 成正比12離心泵的軸功率P 與流量 Q 的關系為（）。AQ增大， P增大BQ增大，

18、P減小C Q 增大， P 先增大后減小D Q 增大， P 先減小后增大13離心泵的揚程是指（）。A 液體的實際的升揚高度B單位重量液體通過泵獲得的能量C泵的吸上高度D液體出泵和進泵的壓強差換算成的液柱高14離心泵的軸功率P 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在工作點處最小15離心泵的效率 與流量 Q 的關系為（）。A Q 增大，增大BQ增大，先增大后減小C Q 增大，減小DQ增大，先減小后增大16離心泵氣蝕余量h 與流量 Q 的關系為（）。A Q 增大，h 增大BQ增大，h 減小C Q 增大，h 不變DQ增大，h 先增大后減小17離心泵在一定管路系統(tǒng)下工作，壓頭

19、與被輸送液體的密度無關的條件是（）。A z2 z1 0B hf0C u22u120D p2 p1 0218離心泵停止操作時，宜（）。A先關出口閥后停電B先停電后關出口閥C先關出口閥或先停電均可D單級泵先停電，多級泵先關出口閥19離心泵的工作點是指（）。A與泵最高效率時對應的點B由泵的特性曲線所決定的點C由管路特性所決定的點D泵的特性曲線與管路特性曲線的交點20在測定離心泵性能時，若將壓強表裝在調節(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7（二）傳熱1雙層平壁定態(tài)熱傳導，兩層壁厚相同，各層的導熱系數(shù)分別為1 和 2 ，其對應

20、的溫度差為 t1 和t 2 ，若t1 t2 ，則1 和2 的關系為（）。A12C1=2D無法確定2空氣、水、金屬固體的導熱系數(shù)分別為1、 2和3 ，其大小順序為 () 。A123B 1231D 2313. 通過三層平壁的定態(tài)熱傳導，各層界面間接觸良好，第一層兩側溫度為120C和80 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（）。A R1 (R2R3 )B R1 (R2R3 ) 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：總傳熱系數(shù)接近于空氣側對流

21、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系B用量綱為一的數(shù)群代替變量，使實驗簡化C實驗結果可靠D得到量綱為一的數(shù)群間的定量關系7計算液體在圓管內對流傳熱系數(shù)，若可采用Nu0.023Re0.8 Pr n ，式中指數(shù) n 為（）。A04B0.3C被加熱時 0.4 ，被冷卻時 0.3D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10002C )，若將水的流量增加一倍，W

22、/( m而其它條件不變，則i 為（）。A 2000B1740C1000D5009對間壁兩側流體一側恒溫、另一側變溫的傳熱過程，逆流和并流時tm 大小為（）。A. tm,逆t m,并B.t m, 逆tm,并C.t m,逆t m,并D.無法確定10工業(yè)生產中，沸騰傳熱應設法保持在（）。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)811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20 C ，則換熱器壁面溫度約為（）。A20CB100 CC60CD40C(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在一符合亨利定律的氣液平衡

23、系統(tǒng)中，溶質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*XBXX*C X iXD X X i4.某 吸 收 過 程 ， 已 知 氣 膜 吸 收 系 數(shù) kY410 4 kmol /(m 2s) ， 液 膜 吸 收 系 數(shù)k X 810 4 kmol /(m 2 s) ，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組分。其液氣比為2.7, 平衡關系可表示為Y 1.5X（ Y, X 為摩爾比），溶質的回收率為90%，則

24、液氣比與最小液氣比之值為 （）。A1.5B1.8C2D 36.根據(jù)雙膜理論，當溶質在液體中的溶解度很小時，以液相表示的總傳質系數(shù)將（）。A 大于液相傳質分系數(shù)B近似等于液相傳質分系數(shù)C小于氣相傳質分系數(shù)D近似等于氣相傳質分系數(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，氣相總傳質單元數(shù) N OG 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，若進塔液體組成X 2 增大，其他條件不變，則氣相總傳質單元高度將（）。A 增加B減小C不變D不確定在逆流吸收塔中，用純溶劑吸收混合氣中的溶質。平衡關系符合亨利定律。當進塔氣相組成Y1 增大，其他條件不變，則出塔氣體組

25、成 Y2 和吸收率的變化為（）。A Y2增大、減小B Y2 減小、增大C 2增大、不變D 2增大、不確定YY9(四)精餾精餾操作時，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減小精餾塔的設計中，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（）L，V（） V 。3. 對于飽和蒸氣進料，則 LA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（），餾出液組成（）。A減小B不

26、變C增大D不確定操作中的精餾塔， 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，而將塔頂產品量 D 增加，則提餾段下降液體流量L （），提餾段上升蒸

27、氣流量V （）。A增加B不變C減小D不確定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，相應的回流比為 R1 ，進料組成為 xF ,2 時，相應的回流比為 R2 。若 xF ,1 xF , 2 ，進料熱狀態(tài)不變，則（）。A 1 R精餾塔設計中， 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n1,n, n1層塔板，其氣相組成關系為（）。10A yn 1ynyn 1B yn 1ynyn 1C yn 1ynyn 1D不確定某兩組分混合物，其中 A 為易揮發(fā)組分，液相組

28、成 xA 0.4，相應的泡點溫度為 t1 ，氣相組成 yA 0.4 ，相應的露點溫度為 t2 ，則（ ）。A t1 t2B t1t 2C 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 xF0.6 ，要求餾出液組成 xD 不小于 0.9, 則塔頂最大產量為（）。A 60kmol / hB 66.7kmol / hC 90kmol / hD不能確定13.完成某分離任務需理論塔板數(shù)為N7 （包括再沸器），若總塔板效率 ET 50% ，則塔內需實際塔板數(shù)為（）。A14 層B10 層C12 層D無法確定在精餾塔設計中，若進料組成 xF 、餾出液組成 xD

29、、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 ，相應的最小回流比為 Rm ,1 ，進料組成為 xF ,2 ，相應的回流比為 Rm,2，現(xiàn) xF ,1 Rm ,2 B Rm,1 = Rm,2C Rm,1 Rm, 2D 無法比較 Rm,1 與 Rm,2 的大小三計算：( 一) 流體流動用一水泵將 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。管道內徑為 100

30、 mm ，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300 mmHg 。流量計的進口至喉部的阻力系數(shù)為 0.15 ，管路中摩擦系數(shù)與 Re 的關系為=0.002 Re 0.1 。求：該管道的輸水量。圖中A 點的壓強。20 C 時 水 的 密度 為1000 kg / m3 , 粘 度 為110.001 Pa s 。2. 用離心泵將地下貯槽中的石油以40m 3 / h的流率，108mm4mm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

31、率。設輸送過程中兩槽液面恒定不變，15C石油的密度為 960kg / m3 ，粘度為 3.43 Pa s 。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 5 m ，當輸水量為 36 m 3 / h 時 ， 進 水 管 道 的 全 部 阻 力 損 失 為1.96J / kg，出水管的全部阻力損失為 4.9J / kg，壓力表的讀數(shù)為 2.5 5，泵的效10Pa率為 70% ，試求：（1）兩液面的高度差為多少m ？（2）泵所需

32、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9.807 10 4 Pa 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 m , 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 , 管內的摩擦系數(shù)為0.018 。泵的吸入和壓出管路總長分別為10 m 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108mm4mm 。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)。用一離心泵將水由水池送到高位槽

33、， 泵的入口管內徑為 80.5 mm , 管內水的流速為 1 m/ s , 出口管內徑為 53 mm , 其末端高出水面 15 m 。若輸送過程的總壓頭損失為 3 m 水柱，試求該泵應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12取 1000kg / m3 。水從蓄水箱經過一水管和噴嘴在水平方向射出，如附圖所示。假設 d 2 =13mm, d3 =7.5 mm ,z1 =12 m , z2z3 =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

34、度u2 和壓強 p2 。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2.01510 3 m3 / s ，操作條件下液體的密度為1260kg / m 3 ，黏度為10 3 Pa 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64 ，湍流時0.31640.25 。ReRe8. 如本題附圖所示，用泵將河水經57mm3.5 mm 無縫鋼管輸送至高位槽，高位槽內液面恒定。泵出口處裝有壓強表，設備相對位置示于附圖中，包括一切局

35、部阻力當量長度在內的管子總長度為：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 / m3，3640 31641 10 Pa s ，層流時Re ，湍流時.，Re0.25用于鋼管時為了安全加大30%的安全因素。黏度為 30cP、密度為 900kg / m 3 的液體，自開口槽 A 經45mm2.5 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， 在水平管路上設置一個閥門，當閥門全關時，閥門前、后的13壓強表讀數(shù)分別為88.3103 Pa 及44.1510

36、3 Pa 。將閥門調至1/4開度，流量為3.34 m3 / h ，閥門前、后管長分別為50m 及 20m （包括一切局部阻力的當量長度） 。試求閥門開度為 1/4 時閥門的當量長度。摩擦系數(shù)計算式為為：層流：64 ，光滑管湍流：0.31640.25 。ReRe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 50

37、m。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 0.0185 ，若泵的效率為 0.8 ，試求泵的軸功率。用泵將湖水經內徑為 100mm的鋼管輸送至岸上的 A 槽內，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 60m 3 / 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的管子總長度ll e50m ，湖水密度1000kg / m3 ，泵的效率0.8，管子出口埋在液面下后設總長度變?yōu)閘l e51.5

38、m 。12某離心泵輸送清水流量為16.8 m3 / h 時，壓頭為 18m ，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輸送到壓強為3104 Pa（表壓）的設備中？已知輸送管路直徑為73mm4mm，長度為124m （包括所有局部阻力的當量長度）。貯槽及設備的兩液面恒定，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 。14(二)傳熱1. 某日化廠一列管換熱器由25 mm 2 mm 的不銹鋼管136根組成，平均比熱為4.187kJ /(kgC )的某溶液在管程作湍流流動，其流量為15000,并由 15 C加熱到kg

39、/ h100C ，溫度為110 C 的飽和蒸汽走殼程。已知單程時管程內溶液的對流傳熱系數(shù)為523W /( m2C ),蒸汽對管壁的對流傳熱系數(shù)為11630W /(m 2C), 鋼管的導熱系數(shù)=41W /( mC ) ，污垢層熱阻忽略不計。試求：管程為單程時的列管長度。列管換熱器的管束由若干根長為 3 m ，規(guī)格為 25mm 2.5 mm 的鋼管組成。要求將質量流量為 1.25 kg / s的苯由 80 C 冷卻到 30 C ，20 C 的水在管內與苯逆流流動。 已知水側和苯側的對流傳熱系數(shù)分別為W /( m2C )和 1700W /(m 2C )，污垢熱阻和管壁熱850阻可忽略。若維持水的出口

40、溫度為50 C ，試求所需的列管數(shù)。取苯的比熱容為1900 J /(kg K ) ，密度為 880 kg / m3 。在一內管為 20 mm2 mm 的套管換熱器中， 用清潔河水逆流冷卻某有機液體。 已知管內冷卻水的進、出口溫度分別為30C和 40C ；有機液體的質量流量為 300kg / h ，進出、口溫度分別為 105C和50C ，平均比熱為 1.88 kJ /( kgC ) ；水和有機液體與管壁的對流傳熱系數(shù)分別為W /( m2C )W /( m2 C)，管壁和污垢熱阻可忽略，2810及 1640試求傳熱系數(shù)及套管長度。在一傳熱外表面積為 300m 2 的單程列管式換熱器中， 300 C

41、 的某氣體流過殼方時被加熱到 430 C ，另一種 560 C 的氣體作為加熱介質。兩氣體逆流流動，流量均為 1 104 kg / h ，平均比熱均為 1.05 kJ /(kg C ) ，試求總傳熱系數(shù)。 假設換熱器的熱損失為殼方氣體傳熱量的 10% 。某列管換熱器由多根 25 mm2.5 mm 的不銹鋼管組成，將平均比熱為 1.76 kJ /(kg C )密度為 858 kg / m3 的某液體由 20 C 加熱到 55 C ，其流量為 15000kg / h ，管內流速為 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

42、/( m2 C ) 。試求加熱器所需管數(shù) n 及單管長度 L 。156. 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 換 熱 時 的 總 傳 熱 系 數(shù) K 為116.3 W /(m 2C ) , 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？有一列管式換熱器由 25

43、mm 2.5 mm、長為 3 m 的 60 根鋼管組成。熱水走管內，其進、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。在一傳熱面積 S0 為 15 m2 的列管式換熱器中，殼程通入飽和水蒸氣以加熱管內的空氣。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 /( kgC )，空氣對流傳熱系數(shù)為 87W /( m2C

44、 )，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20m 2 的換熱器中，用溫度為20 C 、流量為 13200 kg / 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) K 0 。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 /( kgC ) , 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 m3 / h 的某油品從 60 C 加熱到 80

45、 C ，已知油品的密度為800 kg / m3 ，比熱容為2.0 kJ /(kgC ) 。換熱器的管束由368 根19 mm 2 mm的管子所組成， 每根管子長度為 6 m 。若基于管子外表面的總傳熱系數(shù)W /( m2C)，冷凝水在飽和溫度下排出， 換熱器的損失可忽略， 試求飽和蒸氣的為 11016溫度。設傳熱平均溫度差可按算術平均值計算。11. 有一單管程列管式換熱器，傳熱面積 S0 為4 m2 ，列管直徑為 25mm 2.5 mm 。用溫度為 25C 的水將油由200 C 冷卻至 100C ，水走管內，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 /

46、 h ，其比熱容分別為 4.18 kJ /(kgC ) 和2.0kJ /(kg C )W /( m 2 C )W /( m2C )。污；水側和油側的對流傳熱系數(shù)為 1800和 200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？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，管內為一定流量的氣體呈湍流流動，其溫度從 30 C 加熱到 50 C 。現(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； Ki

47、，iWc0.8 。（三）吸收在逆流操作的填料吸收塔內，用純溶劑吸收某氣體混合物中的溶質，氣體混合物中溶質的濃度很低。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，氣相總傳質單元高度為 1.5 米，試求此吸收塔的回收率。在直徑為 0.8 m 的填料吸收塔內，用水吸收分壓為 1330Pa 的氨空氣混合氣體中的氨，經過吸收操作后，混合氣中99.5 % 的氨被水吸收。已知入塔的空氣流率為1390 kg / h ,水的用量為其最小用量的1.44 倍，在操作條件下，氣液平衡關系為Y * =0.755 X ，氣相體積吸收總系數(shù) KY a 為 314 kmol /(m3

48、h) ，試求所需填料層高度。 ( 操作壓強為 1.013 10 5 Pa )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的）。處理氣體量為33的 125% ，該條件下氣液平衡關系為 Y * =1.15 X ，試求吸收所需的氣相總傳質單元數(shù)。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17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，操作條件下的氣液平衡關系為 Y * =1.1 X ，求塔底吸收

49、液出口組成及此吸收過程的氣相總傳質單元數(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，已知氣膜傳質系數(shù)109kmol /(m2s Pa), 液膜傳質系數(shù)kG =5k L =1.5 10 4 m/ s , 其平衡關系 可以 用亨利定律表 示，溶解度系 數(shù)H 為 7.3 10 4 kmol /(m3Pa) , 試求：以分壓差表示的總推動力，總傳質系數(shù)和傳質速率。氣膜、液膜阻力占總阻力的百分比。某廠有一填料吸收塔，直徑為 880 mm ，填料層高 6 m ，所用填料為 56 mm的拉西環(huán)。在C 及 1 atm 時，每

50、小時處理 2000 m3 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系為Y * =2 X ，試計算氣相總體積傳質系數(shù)K Y a 。7. 在逆流填料吸收塔中，用清水吸收混合氣中溶質組分。操作溫度為20 C 、壓強為101.33 kPa ，對應的混合氣流量為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% ，平衡關系為Y* =0.75 X ( Y，X 為摩爾比 ) 。試求

51、：出塔液相組成，以摩爾比表示；用水量，kg / h 。在逆流填料吸收塔中，用清水吸收混合氣中溶質組分。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。進塔氣相組成為0.026 （摩爾比，下18同），出塔氣相組成為0.0026 ，混合氣中惰氣流量為100 m3 (標準 ) / h ，清水流量為0.1m3 / h 。操作條件下氣液平衡關系為Y*=0.526X

52、(，X為摩爾比),若填料層高度為Y1.5m ，塔內徑為 0.2m ，試求該塔的氣相體積總傳質系數(shù)K Y a ， kmol /( m3 h) 。在逆流常壓填料吸收塔中， 用清水吸收混合氣中溶質組分。 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系為Y * =1.2 X ( Y，X 為摩爾比 ) ，氣相體積總傳質系數(shù)K Y a 為 180 kmol /( m3 h) 。若混合氣流量為 2826m 3 (標準 ) / h ，按標準狀態(tài)下計的氣體空塔速度為1 m/ s ，試求：（1）出塔液相組成 X 1 ，摩爾比；（ 2）氣相總傳質單元高度，

53、m 。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，混合氣的質量流速為 580 kg /(m 2 h) ，組成為 6 % （體積），吸收率為 99% ；水的質量流速為770 kg /(m2h) 。操作條件下的氣液平衡關系為*為摩爾比，若填料層Y =0.9X( ，X)Y高度為 4 m ，試求氣相總傳質單元高度。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 4500m 3 (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 Pa ，溫度為 30 C ，氣液平

54、衡關系為 Y * =1.2 X ( Y，X 為摩爾比 ) ，氣相體積總傳質系數(shù)K Y a 為 0.06 kmol /( m3h) , 空塔氣速為 1.2 m/ s ，試求：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）。19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