西科大化工原理期末复习.doc

章 节名 称第1章 绪论教 学时 数3教学目的及要求1、了解化学工程、单元操作特点，本课程研究的内容；2、了解化工原理学科处理实际工程问题的方法手段； 3、熟练掌握静物料衡算与能量（热量）的原理、方法、步骤及注意事项；4、了解单位与单位制、理论公式与经验公式及单位运用于换算。重点、难点物料衡算与能量（热量）衡算的原理、方法、步骤及注意事项。物料衡算与能量（热量）衡算过程中衡算范围、衡算基准的选择。序号教 学 内 容 提 要学时分配备注10-1化工原理课程简介4521.化工原理的研究对象32.化工原理的学科性质与研究方法43.化工原理的学习方法50-2化工原理处理问题的方法6061.物料衡算72.能量衡算83.平衡与速率90-3单位与单位制30章 节名 称第二章 流体流动教 学时 数3教学目的及要求1、掌握流体的物理性质：密度和比容、比重、静压强等；2、熟练掌握静压强在空间的分布和流体静力学方程；3、熟练掌握静力学原理在压力和压强差测量上的应用；4、理解静力学方程的应用。重点、难点有关流体的基本概念、压强的表示方法及计算；静力学方程的应用。 静力学基本方程的应用。序号教 学 内 容 提 要学时分配备注11 流体静止的基本方程4521.1 流体的物理性质3一、流体的密度：液体密度及气体密度的表达式4二、比容、比重5三、相关物理量的相互换算61.2 流体静力学457一、静压强在空间的分布 8二、压强能与位能9三、压强的表示方法101.3 静力学方程的应用4511一、静压力和压强差测量12二、液位的测量13三、液封高度计算章 节名 称第二章 流体流动第二节 流体在管内的流动教 学时 数教学目的及要求1、理解流量、流速等基本概念；2、了解定态流动与非定态流动特征；3、掌握流动系统物料衡算方法、步骤及注意事项。重点、难点 流体流动相关基本概念，流量与流速的表达方式、定态流动与非定态流动的特征分析；流动系统物料衡算方法、步骤及注意事项。流动系统物料衡算方法、步骤及注意事项。序号教 学 内 容 提 要学时分配备注12.1流量与流速4522.2定态流动与非定态流动4532.2.1 定态流动分析2042.2.2非定态流动2552.3连续性方程式4562.3.1连续性方程推导2572.3.2连续性方程的应用20章 节名 称第一章 流体流动第二节 流体在管内的流动教 学时 数3教学目的及要求1、理解流动系统中流体所具有的能量及与环境交换的能量；2、掌握流动系统中流体能量的守恒关系；3、熟练运用流动系统物料衡算方法、步骤及注意事项；重点、难点流动系统中流体能量的守恒关系。流动系统中热、内能及焓等能量的相互关系。序号教 学 内 容 提 要学时分配备注12.1流动系统能量形式分析3022.2流动系统能量衡算式4532.3柏努利方程式的应用6042.3.1确定流体的流量1052.3.2确定容器间的相对位置1062.3.3确定输送设备的有效功率 1072.3.4管道内流体的内压强及压强计的指示1082.3.5流向的判断1092.3.6不稳定流动系统的计算10章 节名 称第二章 流体流动3 流体流动现象4 流体在管内的流动阻力5 管路计算教 学时 数3教学目的及要求1、理解牛顿粘性定律及粘度、滞流、湍流、边界层、流动阻力等基本物理量的概念；2、掌握定态流动系统中直管阻力及局部阻力的计算；3、掌握流动系统中简单管路的计算方法、步骤及注意事项。重点、难点定态流动系统中直管阻力及局部阻力的计算。局部阻力分析、定态流动系统中直管阻力及局部阻力的计算序号教 学 内 容 提 要学时分配备注13 流体流动现象23.1、牛顿粘性定律与流体的粘度33.2、流动类型与雷诺准数43.3、滞流与湍流的比较53.4、边界层的概念64 流体在管内的流动阻力74.1、流体在直管中的流动阻力84.2、管路上的局部阻力94.3、管路系统中的总能量损失105 管路计算115.1、管路计算类型与基本方法125.2、简单管路的计算135.3、复杂管路的计算章 节名 称第二章液体体输送机械2-1离心泵2-2其他类型的泵教 学时 数3教学目的及要求1了解流体输送机械在化工生产中的作用；2掌握离心泵的主要结构、工作原理以及主要性能参数；3掌握和理解离心泵的特性曲线以及影响离心泵特性曲线的因素分析；4. 掌握离心泵安装高度的计算方法；5. 了解新型离心泵及其他类型的泵。重点、难点离心泵的工作原理、主要性能参数和离心泵的特性曲线、离心泵安装高度的计算方法。离心泵的工作原理、离心泵安装高度的计算。序号教 学 内 容 提 要学时分配备注12-1离心泵8021.离心泵的操作原理、构造与类型 1032.离心泵的基本方程式 543.离心泵的主要性能参数与特性曲线2054.离心泵性能的改变1565.离心泵的气蚀现象与允许吸上高度2076.离心泵的安装高度及工作点与流量调节1082-2其他类型的泵359第一、二章课堂测试20章 节名 称第三章 液-固相分离（过滤）教 学时 数3教学目的及要求1、了解悬浮液、滤饼（滤渣）、过滤介质、虚拟过滤时间等相关基本物理量；2、理解过滤基本方程式，并能运用于过滤面积等的计算； 3、掌握恒压过滤速率方程式，过滤常数的测定方法；4、了解工业生产中常用的过滤设备及其性能。重点、难点过滤基本方程式、过滤常数的测定、过滤面积的计算。恒压过滤速率基本方程式的推导与应用。序号教 学 内 容 提 要学时分配备注13-1过滤操作的基本概念2023-2过滤基本方程式2533-3恒压过滤2043-4过滤常数的测定2553-5过滤设备35章 节名 称第4章 传热1 概述 2 热传导教 学时 数3教学目的及要求理解导热系数、热通量、传热速率、热负荷等基本概念；了解典型的间壁式换热器及其传热过程；3、 掌握并能熟练应用傅立叶定律解决平壁与圆筒壁的稳定热传导计算。重点、难点傅立叶定律，平壁与圆筒壁的稳定热传导计算。温度场及其分布、温度梯度、傅立叶定律。序号教 学 内 容 提 要学时分配备注11 概述6021.1传热在化工中的应用1031.2热源和冷源541.3传热的三种基本方式551.4两种流体热交换的基本方式1561.5典型的间壁式换热器及其传热过程1571.6传热速率与热通量1082 热传导7592.1基本概念和傅立叶定律30102.2导热系数10112.3平壁的稳定热传导15122.4圆筒壁的稳定热传导20章 节名 称第4章 传热3 对流传热 4 传热计算教 学时 数3教学目的及要求1.了解对流传热的边界层、温度梯度对对流传热的影响；2.掌握流体与固体别壁间对流传热的过程及其特点，控制方式；3. 理解总传热速率微分方程的推导，掌握其应用；4. 掌握总传热系数及平均温度差的计算。重点、难点总传热速率微分方程的推导；总传热系数及平均温度差的计算。总传热速率微分方程的推导。序号教 学 内 容 提 要学时分配备注13 对流传热4523.1对流传热的分析1533.2壁面和流体的对流传热速率2043.3热边界层1054 传热计算9064.1能量衡算1574.2总传热速率微分方程3084.3总传热系数2594.4平均温度差20章 节名 称第4章 传热4 传热计算 5对流传热系数关联式教 学时 数3教学目的及要求了解壁温、保温层的临界直径的计算；了解流体无（有）相变时的对流传热系数掌握传热单元数及传热面积的计算方法；4、理解因次分析法关联对流传热过程各影响因素的原理。重点、难点传热单元数及传热面积的计算，因次分析法关联对流传热过程各影响因素的应用， 传热单元数的含义。流体与固体壁间对流传热传热单元数及传热面积的计算。序号教 学 内 容 提 要学时分配备注14 传热计算6024.5传热面积的计算2034.6传热单元数法2544.7壁温的计算1054.8保温层的临界直径565对流传热系数关联式 7575.1对流传热系数的影响因素1585.2对流传热过程的因次分析3095.3流体无相变时的对流传热系数25105.4流体有相变时的对流传热系数20章 节名 称第4章 传热6换热器 7 换热器设计选用计算教 学时 数教学目的及要求了解传统换热器的类型与新型换热器的特点、应用场合；理解强化传热的途径；3、掌握换热器设计选用计算。重点、难点换热器的类型与新型换热器的特点、应用场合；强化传热的途径。换热器设计选用计算序号教 学 内 容 提 要学时分配备注16换热器9026.1换热器的类型2036.2列管式换热器的基本型式2546.3新型换热器1556.4各种间壁式换热器的比较和传热的强化途径3067 换热器设计选用计算357第四章课堂测试10流体流动基本概念与基本原理一、 流体静力学基本方程式或 注意：1、应用条件：静止的连通着的同一种连续的流体。2、压强的表示方法：绝压大气压=表压 表压常由压强表来测量； 大气压绝压=真空度 真空度常由真空表来测量。3、压强单位的换算： 1atm=760mmHg=10.33mH2O=101.33kPa=1.033kgf/cm2=1.033at4、应用：水平管路上两点间压强差与U型管压差计读数R的关系：处于同一水平面的液体，维持等压面的条件必须时静止、连续和同一种液体。二、定态流动系统的连续性方程式物料衡算式三、定态流动的柏努利方程式能量衡算式1kg流体： J/kg讨论点：1、流体的流动满足连续性假设。2、理想流体，无外功输入时，机械能守恒式：3、可压缩流体,当p/p120%,仍可用上式，且=m。4、注意运用柏努利方程式解题时的一般步骤，截面与基准面选取的原则。5、流体密度的计算：理想气体=PM/RT 混合气体 混合液体 上式中：体积分率；质量分率。6、gz，u2/2，p/三项表示流体本身具有的能量，即位能、动能和静压能。hf为流经系统的能量损失。We为流体在两截面间所获得的有效功，是决定流体输送设备重要参数。输送设备有效功率Ne=Wes，轴功率N=Ne/（W）7、1N流体 m （压头）1m3流体 ,四、 柏努利式中的hfI 流动类型：1、雷诺准数Re及流型 Re=du/=du/，为动力粘度，单位为PaS；=/为运动粘度，单位m2/s。层流：Re2000，湍流：Re4000；2000Re2时，用对数平均值，即：当S2/S12时，用算术平均值，即：Sm=（S1+S2）/2多层（n层）圆筒壁：或一包有石棉泥保温层的蒸汽管道，当石棉泥受潮后，其保温效果应降低，主要原因是因水的导热系数大于保温材料的导热系数，受潮后，使保温层材料导热系数增大，保温效果降低。在包有两层相同厚度保温材料的圆形管道上，应该将导热系数小的材料包在内层，其原因是为了减少热损失，降低壁面温度。二、对流传热1 对流传热基本方程牛顿冷却定律对流传热系数，单位为：W/（m2），在换热器中与传热面积和温度差相对应。2 与对流传热有关的无因次数群（或准数）表1 准数的符号和意义准数名称符 号意 义努塞尔特准数 LNu= 含有特定的传热膜系数，表示对流传热的强度雷诺准数LuRe=反映流体的流动状态普兰特准数 CpPr= 反映流体物性对传热的影响格拉斯霍夫准数 g t L32Gr= 反映因密度差而引起自然对流状态3 流体在圆形直管中作强制湍流流动时的传热膜系数对气体或低粘度的液体Nu=0.023Re0.8Prn或 Lu Cp =0.023 ( ) 0.8 ( ) n L 流体被加热时，n=0.4；液体被冷却时，n=0.3。定型几何尺寸为管子内径di。定性温度取流体进、出口温度的算术平均值。应用范围为Re10000，Pr=0.7160，(l/d)60。对流过程是流体和壁面之间的传热过程，定性温度是指确定准数中各物性参数的温度。沸腾传热可分为三个区域，它们是自然对流区、泡状沸腾区和膜状沸腾区，生产中的沸腾传热过程应维持在泡壮沸腾区操作。无相变的对流传热过程中，热阻主要集中在传热边界层或滞流层内，减少热阻的最有效的措施是提高流体湍动程度。引起自然对流传热的原因是系统内部的温度差，使各部分流体密度不同而引起上升、下降的流动。用无因次准数方程形式表示下列各种传热情况下诸有关参数的关系：（1） 无相变对流传热 Nu=f（Re，Pr，Gr）（2） 自然对流传热 Nu=f（Gr，Pr）（3） 强制对流传热 Nu=f（Re，Pr）在两流体的间壁换热过程中，计算式Q=KSt，式中t表示为两流体温度差的平均值；S表示为泛指传热面，与K相对应。在两流体的间壁换热过程中，计算式Q=aSt，式中t=tw-tm 或 Tm-Tw；S表示为一侧的传热壁面。滴状冷凝的膜系数大于膜状冷凝膜系数。水在管内作湍流流动时，若使流速提高至原来的2倍，则其对流传热系数约为原来的 20.8倍。若管径改为原来的1/2而流量相同，则其对流传热系数约为原来的40.820.2倍。（设条件改变后，仍在湍流范围）三、间壁两侧流体的热交换间壁两侧流体热交换的传热速率方程式Q=KStm式中K为总传热系数，单位为：W/（m2）；tm为两流体的平均温度差，对两流体作并流或逆流时的换热器而言，当t1/t2110100对于饱和液体、气液混合物和饱和蒸汽进料而言，q值等于进料中的液相分率。L=L+qFV=V（q1）Fq线方程（进料方程）为： y=q/（q1）xxF/（q1）上式表示两操作线交点的轨迹方程。塔底再沸器相当于一层理论板（气液两相平衡），塔顶采用分凝器时，分凝器相当于一层理论板。由于冷液进料时提馏段内循环量增大，分离程度提高，冷液进料较气液混合物进料所需理论板数为少。五、 回流比及其选择（1） 全回流R=L/D=，操作线与对角线重合，操作线方程yn=xn-1，达到给定分离程度所需理论板层数最少为Nmin。（2） 最小回流比当回流比逐渐减小时，精馏段操作线截距随之逐渐增大，两操作线位置将向平衡线靠近，为达到相同分离程度所需理论板层数亦逐渐增多。达到恒浓区（夹紧区）回流比最小，所需理论板无穷多。I 正常平衡线Rmin=（xDyq）/（yqxq）饱和液体进料时：xq=xF饱和蒸汽进料时：yq=yFII 不正常平衡线由a（xD，yD）或c（xW，yW）点向平衡线作切线，由切线斜率或截距求Rmin。（3） 适宜回流比R=（1.12）Rmin 精馏设计中，当回流比增大时所需理论板数减少，同时蒸馏釜中所需加热蒸汽消耗量增加，塔顶冷凝器中冷却介质消耗量增加，操作费用相应增加，所需塔径增大。精馏操作时，若F、D、xF、q、R、加料板位置都不变，将塔顶泡点回流改为冷回流，则塔顶产品组成xD变大。精馏设计中，回流比愈大，操作能耗愈大，随着回流比逐渐增大，操作费和设备费的总和将呈现先减小后增大的过程。六、 板效率和实际塔板数1 单板效率（默弗里效率）EmV=（ynyn+1）/（yn*yn+1）EmL=（xn-1xn）/（xn-1xn*）2 全塔效率E=（NT/NP）x100%精馏塔中第n-1,n,n+1块理论板，yn+1yn，tn-1xn-1。精馏塔中第n-1,n,n+1块实际板，xn*yn。如板式塔设计不合理或操作不当，可能产生液泛、漏液、及雾沫夹带等不正常现象，使塔无法正常工作。负荷性能图有五条线，分别是雾沫夹带、液泛、漏液、液相负荷上限和液相负荷下限。吸 收基本概念和基本原理利用各组分溶解度不同而分离气体混合物的单元操作称为吸收。混合气体中能够溶解的组分称为吸收质或溶质（A）；不被吸收的组分称为惰性组分或载体（B）；吸收操作所用的溶剂称为吸收剂（S）；吸收所得溶液为吸收液（S+A）；吸收塔排出的气体为吸收尾气。当气相中溶质的的实际分压高于与液相成平衡的溶质分压时，溶质从气相向液相转移，发生吸收过程；反之当气相中溶质的的实际分压低于与液相成平衡的溶质分压时，溶质从液相向气相转移，发生脱吸（解吸）过程。一、 气液相平衡传质方向与传质极限平衡状态下气相中溶质分压称为平衡分压或饱和分压，液相中的溶质浓度称为平衡浓度或饱和浓度溶解度。对于同一种溶质，溶解度随温度的升高而减小，加压和降温对吸收操作有利，升温和减压有利于脱吸操作。亨利定律： p*=ExE为亨利系数，单位为压强单位，随温度升高而增大，难溶气体（稀溶液） E很大，易溶气体E很小。对理想溶液E为吸收质的饱和蒸气压。 p*=c/HH为溶解度系数，单位：kmol/(kNm)，H=/(EMs)，随温度升高 而减小，难溶气体H很小，易溶气体H很大。 y*=mxm相平衡常数，无因次，m=E/P，m值愈大，气体溶解度愈小； m随温度升高而增加，随压力增加而减小。 Y*=mX当溶液浓度很低时大多采用该式计算。X=x/(1-x); Y=y/(1-y); x,y摩尔分率， X,Y摩尔比浓度二、 传质理论传质速率分子扩散凭借流体分子无规则热运动传递物质的现象。推动力为浓度差，由菲克定律描述：JA= DAB(dCA)/(dz) JA扩散通量，kmol/(m2s) DAB扩散系数涡流扩散凭借流体质点的湍动和旋涡传递物质的现象。等分子反向扩散传质速率：气相内 NA = D(pA1pA2)/RTz 液相内 NA = D(cA1cA2)/z单相扩散传质速率： 气相内 NA = JA+NcA/C=D (pApAi)/ RTz(P/pBm)=kG(pApAi) 液相内 NA = D(cAicA)/z(C/cSm)=kL(cAicA)其中 P/pBm 1为漂流因数，反映总体流动对传质速率的影响。 pBm=(pB2pB1)/ln(pB2/pB1)一般而言，双组分等分子反向扩散体现在精馏单元操作中，而一组分通过另一组分的单相扩散体现在吸收单元操作中。气相中，温度升高物质的扩散系数增大，压强升高则扩散系数降低；液相中粘度增加扩散系数降低。在传质理论中有代表性的三个模型分别为双膜理论、溶质渗透理论和表面更新理论。传质速率方程传质速率=传质推动力/传质阻力N=kG(ppi)=kL(cic)=ky(y-yi)=kx(xix)N=KG(pp*)=KL(c*c)=KY(Y-Y*)=KX(X*X)注意传质系数与推动力相对应，即传质系数与推动力的范围一致，传质系数的单位与推动力的单位一致。吸收系数之间的关系：1/KG=1/kG+1/HkL 1/KL=1/kL+H/kG 1/KY=1/ky+m/kx 1/KX=1/kx+1/mkyky=PkG kx=CkL KYPKG KXCKL气膜控制与液膜控制的概念对于易溶气体，H很大，传质阻力绝大部分存在于气膜之中，液膜阻力可以忽略，此时KGkG，这种情况称为“气膜控制”；反之，对于难溶气体，H很小，传质阻力绝大部分存在于液膜之中，气膜阻力可以忽略，此时KLkL，这种情况称为“液膜控制”。三、 物料衡算操作线方程与液气比全塔物料衡算： V(Y1Y2)=L(X1X2) 逆流操作吸收操作线方程： Y=LX/V+(Y1LX1/V) 1塔底，2塔顶吸收操作时塔内任一截面上溶质在气相中的实际分压总是高于与其接触的液相平衡分压，所以吸收操作线总是位于平衡线的上方。最小液气比： （L/V）min=(Y1Y2)/(X1*X2) 液气比即操作线的斜率若平衡关系符合亨利定律，则 （L/V）min=(Y1Y2)/(Y1/mX2) 溶剂改性 改变平衡关系 降低温度 增加传质推动力 提高压力提高吸收效率的途径 增加液气比 减小传质阻力 采用新型填料 改变操作条件增加吸收剂用量，操作线斜率增大，操作线向远离平衡线的方向偏移，吸收过程推动力增大，设备费用减少。四、 填料层高度计算气液相平衡、传质速率和物料衡算相结合取微元物料衡算求得填料层高度。填料层高度=传质单元高度传质单元数即 z=HOGNOG=HOLNOL=HGNG=HLNLNOG气相总传质单元数（气体流经一段填料后其组成变化等于该段填料的总的平均推动力则为一个传质单元）HOG气相总传质单元高度（一个传质单元所对应的填料高度）1平均推动力法（适合平衡线为直线）：z=HOGNOG=(V/Kya)(Y1Y2)/Ym=(L/Kxa)(X1X2)/Xm对数平均推动力Ym=(Y1Y2)/ln(Y1/Y2)当Y1/Y22时，可用算术平均推动力Ym=(Y1+Y2)/22脱吸因数法（平衡线为直线）：NOG=(1/S)ln(1S)(Y1Y2*)/(Y2Y2*)+SS脱吸因数，平衡线与操作线斜率之比（mV/L），反映吸收推动力的大小。S增大，液气比减小，吸收推动力变小，NOG增大气体吸收中，表示设备（填料）效能高低的一个量是传质单元高度，表示传质任务难易程度的一个量是传质单元数。 化工原理概念分析题问答第1章 流体流动1、 在工程上，为什么将流体定义为由质点所组成的？答：工程上仅关注流体分子微观运动所产生的宏观结果。流体质点是由大量分子所组成的微团，质点的运动状态反映并代表着流体的运动状态。2、 流体的连续性假定有何意义？答：假定组成流体的质点之间无间隙，则流体在连续运动过程中无间断，从而可以应用连续的数学函数描述流体的连续运动过程。3、 什么叫作流体的轨线？什么叫作流体的流线？答：同一个流体质点在运动过程中的轨迹，反映运动过程中不同时间时质点的运动方向。流体的流线是同一时刻，处于运动状态的各不同位置上的流体质点运动方向的连线。4、 描述流体流动的拉格朗日法和欧拉法有什么不同？答：拉格朗日法描述同一个流体质点在运动过程中各运动参数随时间变化的规律。欧拉法描述同一时刻（某时刻），处于某运动状态时的各不同位置上的流体质点的各运动参数之间的关系。5、 流体粘性的物理本质是什么？答：流体表现出粘性，是流体分子微观热运动过程中，分子之间的各种化学力相互作用所产生的宏观结果。液体的温度愈高，其分子微观热运动速度愈大，分子之间的间隙变大，分子之间的各种化学力变弱，液体的粘性变小。而气体的温度愈高，其分子微观热运动速度愈大，分子之间发生碰撞的概率愈大，分子之间的各种化学力相互作用愈强，故气体的粘性变大。6、 静压强有什么特性？答：自空间任何方向作用于流体某一点的静压强数值相等。7、 为什么高烟囱比低烟囱拔烟效果好？答：烟囱拔烟效果好是指(Pout-Pin) 差值大。烟囱出口的水平面上压强相等。当烟囱内的高温气体温度一定（即密度一定），烟囱外大气温度一定（即密度一定）时， ，故烟囱愈高，其拔烟效果愈好。 HPin 燃烧室 Pout 8、稳定流动的某一管路，垂直3-4段与水平1-2段长度相等，流速相等，U形管读数是否相等？答：首先明确U形管读数反映的什么，以分析垂直3-4段为例：4 管内应用流体动力学 3 管外应用流体动力学 1 2 R2 即 R1 故U形管读数反映的是管内流体流动所产生的阻力损失。管内流体流动的阻力损失根据范宁公式 ，因为垂直3-4段与水平1-2段长度相等，流速相等，所以流体流动所产生的阻力损失相等，因此，U形管读数相等。9、理想流体从高位槽经过等直径管流出，A点压强与B点压强的关系如何？ 答：自A到B列出柏努利方程式 A H 一般来说 B 所以 10、柏努利方程式的应用条件有哪些？答：（1）粘度等于零的理想流体；（2）稳定流动；（3）无机械能的加入或引出；（4）不可压缩的流体。11、层流与湍流的本质区别是什么？答：流体层流时，其每一个质点均仅在主流方向上有速度。流体湍流时，其质点除了在主流方向上有速度以外，同时在其他方向上存在着随即的脉动速度，即流体湍流时，其质点之间发生相互摩擦与碰撞的概率很大。12、雷诺数的物理意义是什么？答： ，可见，Re反映流体流动过程中的惯性力与粘性力的相对强弱。13、何为泊谡叶(Poiseuille)方程式？其应用条件有哪些？答： ，其应用条件：（1）层流稳定流动；（2）不可压缩的流体；（3）无机械能的加入或引出。14、何谓水力光滑管？何谓完全湍流粗糙管？ 答：流体层流流动时，管壁粗糙度的大小不影响层流的速度分布和内摩擦的规律，管壁粗糙度的大小不影响阻力损失的大小，这时的管子，可称谓水力光滑管。流体湍流流动时，管壁的凸出物突出于湍流区中，阻挡流体的流动从而造成阻力损失，当Re数大到一定程度，层流内层可薄得足以使粗糙度的大小影响管壁的凸出物完全暴露于湍流的流体中，阻挡流体的流动从而造成更多的阻力损失。这时的管子，可称谓完全湍流粗糙管。15、非圆形管的水力当量直径是如何定义的？能否按 计算流量？答： 。 ，一般的非圆形管的润湿周边不是恰好等于 ，故一般不能按 计算流量。16、在满流的条件下，水在垂直直管中往下流动，对同一瞬时沿管长不同位置的速度而言，是否会因重力加速度而使下部的速度大于上部的