化工原理试题

1、 化工原理试题一填空题：某设备的真空表读数为200mmHg ，则它的绝对压强为（ ） mmHg ，另一设备的表压强为50kPa,则它的绝对压强为 kPa。（当地大气压为1.0133 105Pa）在静止的同一种连续流体内部，各截面上与之和为常数。 实际流体在直管内流过时， 各截面上的总机械能守恒， 因实际流体流动时有。.在一流动体系中，若A, B两截面间无输送机械，且有EA EB（ E代表机械能），则可判断A, B之间的水的流向为5理想流体在管道中流过时各截面上相等，它们是之和。6理想流体指的是（ 没有粘性的流体 ） TOC o 1-5 h z 7定态流动指的是。_8不可压缩流体在由两种不同管径

2、组装成的管路中流过时，流速与直径的关系为 。.流体流动过程中的连续性方程U1A1u2A2=，只适用于（不可压缩流体）流体在圆形管道内做层流流动时某一截面上的速度分布为 形。流体在管内作湍流流动时，邻近管壁处存在层， Re 值越大，则该层厚度流体在圆形管道内作层流流动时的摩擦系数与无关，只随增大。 流体在圆形管道内作湍流流动时的摩擦系数是的函数， 若流动在阻力平方区，则摩擦系数与无关。当流体在圆形管道内做湍流流动时，通过量纲分析法可以得出：其摩擦系数的大小取决于 的大小。_ TOC o 1-5 h z 15流体做层流流动时管中心的最大流速是截面上平均流速的 。16流体在圆形管道内的流动类型可以由

3、 的大小来判断.17判断流体流动类型的方法是。_18流体在圆形管道内做层流流动时某一截面上的速度分布为 形。.流体在一段水平管中流过，测得平均速度为 0.5m/s,压强降为10Pa, Re为1000,则管中心线上速度为 m/s,若平均速度增大到1m/s,则压强降为 Pa。只有在 的管道内，才有p fp1p2p 。21对一并联管路， 若各支管内的流动阻力分别为 hf,1 ， hf,2, hf,3, 则必有 。22 流体流动过程中的局部阻力可以用 两种方法计算。_23管路出口的阻力系数为 。当所测量的压强或压差太小时，U 管压差计的读数太小，此时可选用 压差计进行测量。.孔板流量计测得的是 速度，

4、可从 上直接读出被测流体的体积流量。.离心泵必须有 才能防止气蚀现象的发生。.离心泵的抗气蚀性能通常用 等两种方法来表示。.为了防止离心泵气蚀现象的产生，离心泵必须有合适的 .为防止离心泵气缚现象的产生，启动离心泵前必须 .离心泵的安装高度超过允许吸上真空度时，将可能发生 现象。.离心泵的额定流量指的是 .离心泵安装在一定管路上，其工作点是指 传热的基本方式有 手口三种。.在静止流体内，热量主要以 方式进行传递。.单层平壁的导热热阻为.单层平壁的导热热阻与 成反比。.在多层圆筒壁的定态导热中，通过每一层上的传热速率,面积热流量q(填“相等”、“不等”)o.通过三层平壁的热传导中，设各层壁面间接

5、触良好，如果测得各层壁面的温度Ti , T2,T3, T4分另1J为500C、4O8、200 C 100 C,则各层热阻之比为 。.在应用计算表面传热系数的各经验式时，应该注意公式的 :定性尺寸和定性温度。.在表面传热系数关联式中，Pr (=Cp / )数是表示的准数。.在表面传热系数关联式中，格拉晓夫数 Gr g T 2L3/ 2是表示的影响。.在表面传热系数关联式中，Pr (=Cp / )数是表示的准数。.蒸气冷凝有?口网种方式。.液体在大容器内沸腾时，随着温度差(tw ts)的不同，出现? 和三种不同的沸腾状态。.流体在圆形直管中强制湍流传热时，对流传热系数关联式为0.023Re.8Pr

6、n,式d中n是为了校正的影响，当流体被加热时，n等于 .当流体在管内呈湍流流动时，管内的对流传热热阻主要集中在 ,为了减小热 阻以提高 值，可采用的措施是 .蒸汽在套管式换热器的环隙中冷凝以加热管内的空气，则总传热系数K值接近于的对流传热系数；管壁的温度接近于的温度。.黑体的辐射能力与 成正比。.在应用对流传热系数的各经验公式时，应注意定性温度的影响，所谓定性温度指的.强化传热过程的主要方法是 .在卧式管壳式换热器中，用饱和水蒸气冷凝加热原油，则原油宜在 程流动,总传热系数接近于的对流传热系数。.写出三种间壁式换热器的名称： ?口.为减少圆形管导热损失，采用包覆3种保温材料a、b、c。若ab

7、c, ab c,acac则包覆的顺序从外到里分别为。.在一定温度和压强下，用清水吸收丙酮，逆流操作，已知进塔的气体中丙酮含量为 0.026 （摩尔分数），要求吸收率为80%在操作条件下，丙酮在两相间的平衡关系是 Y=1.18X, 则其最小液气比为 o.在一常压填料塔中,用20c的清水等温洗涤某种气体中的有害组分，已知混合气体流量为1730kg/h,混合气体的平均分子量为 27.65kg/kmol,空塔气速为1.59m/s,则所需塔 径为.所谓塔设备的液泛指的是.当以气相的分压差Pa pA表示吸收推动力时，吸收速率方程可表示为1Na=其中吸收总阻力=Kg.当以Ca cA表示吸收推动力时，吸收速率

8、方程可表示为 Na=其中吸收总阻力=_Kl.由于有浓差存在，物质在静止流体中会以 扩散的形式传递。.根据双膜理论，吸收过程的总阻力 =_Ky.根据双膜理论，吸收过程的总阻力取决于 9,涡流扩散指的是 .吸收操作的依据是 以达到分离气体混合物的目的。.亨利定律的表达式为p* Ex,若某气体在水中的亨利系数 E值很大，说明该气体为.对接近常压的溶质浓度低的气液平衡系统，当总压增大时，亨利系数 E,相平 衡常数m。.由于吸收过程中气相中溶质的分压总是 溶质的平衡分压，因此吸收操作线总是在平衡线的。.吸收过程中，Kx是以 为推动力的总吸收系数，它的单位是 。.水吸收氨-空气混合气中的氨，它是属于 控制

9、的吸收过程。.若总吸收系数和分吸收系数间的关系可表示为 上，其中工表示,Kl kL kGkL当 叫可忽略时，表示该过程为液膜控制。.在吸收过程中，若提高吸收剂用量，对气膜控制的物系，体积吸收总系数Kya,对液膜控制的物系，体积吸收总系数 Kya将。.双膜理论是将整个相际传质过程简化为 .吸收操作中增大吸收剂用量，操作线的斜率 。.当吸收剂用量为最小用量时，则所需填料层高度将为 o.在常压逆流操作的填料塔中，用纯溶剂吸收混合气中的溶质，已知进塔气相组成X为0.02（摩尔比）操作液气比为0.9,气液平衡关系为Y 1.0X,则溶质组分的回收率最 大可达.脱吸因数可表示为 ，它在Y X图上的意义是.在

10、填料塔设置中，空塔气速一般取 气速的50%-80%若填料层较高，为了有效地润湿填料，塔内应设置 装置。.气液两相组成相同时，则气相露点温度 液相泡点温度。.在精储过程中，增大操作压强，则物系的相对挥发度 ,对分离过程。.所谓理论板是指该板的气液两相 ,且塔板上.某两组分物系，具相对挥发度3,对第n,n 1两层理论板，在全回流条件下，已知%0.25 ,则 yn 1 .某精储塔的精储段操作线方程为 y 0.75x 0.24,则该精储塔的操作回流比为 , 储出液组成为。.精储塔的塔顶温度总是低于塔底温度，其原因是 J口.在总为101.33kPa,温度为95 C下，苯与甲苯的饱和蒸汽压分别为pA 15

11、5.7kPa ,Pb 63.3kPa,则平衡时苯的液相组成为x ,气相组成为y ,相对 挥发度 。.精储塔有一种进料热状态，其中进料的热状态参数最大，进料温度tF_泡点3。9在连续操作的精馏塔中，测得相邻两塔板的两相四个组成为0.62 、 0.70 、 0.75 、 0.82 ， TOC o 1-5 h z 则 yn ， xn ， yn 1 ， xn 1 。10某连续精馏塔中，若精馏塔操作线方程的截距等于零，则回流比等于 ，馏出液流量等于 。11 若已知板式塔的总板效率为64%，理论板数为16 块，板间距为 0.6 米，则此板式塔的有效高度为 。12在某两组分体系中，已知其气相组成为yA=0.

12、5 ， A、 B 两组分在此温度下的饱和蒸汽压分别为760mmHgffi 292mmH g假设它们形成的是理想溶液，则其液相组成13如果在精馏塔内分离某两组分混合液时，塔顶只有回流液，塔釜没有上升蒸汽，则只能将料液分离得到纯的 组分。14 在某两组分连续精馏过程中， 已知进入第n 块板的汽相组成为0.6（摩尔分数，下同） ， TOC o 1-5 h z 从第n块板流出的汽、液组成分别为 0.8、0.5,其汽液平衡关系为y=1.8x,则第n块 板的单板效率为 。15在间歇精馏中，为了保证馏出液组成xD 恒定，则回流比必须。16板式塔的单板效率的表达式是EMV （n）=。17在某两组分体系中，已知

13、气相组成为yA =0.5（ 摩尔分数 ） ，两组分的相对挥发度=2，则液相组成为 xA =18塔板效率一般可以用 和两种方法来表示。19理想溶液中，A， B 两组分的相对挥发度=。20在精馏塔内，恒摩尔流假设包括两部分内容。_21在间歇精馏中，通常有和两种典型操作方式。1、变压吸附是利用 的变化来进行的分离操作。超临界流体的物性参数在临界点附近的变化非常敏感，微小的 或变化都会引起密度的很大变化。在采用搅拌强度判别法判断反应萃取的控制步骤时，若萃取速度随搅拌强度的增大而有规律的上升，则过程为 控制。二.单项选择：（一）流体流动和输送1 在法定计量单位中，粘度的单位是（A cP B P C g

14、/(cm s)D Pa s2在静止流体内部各点的静压强相等的必要条件是（）。A.同一种流体内部IC.同一种连续流体I3牛顿粘性定律适用于牛顿型流体，且流体应呈（A 滞流流动 B 湍流流动4在一水平变径管道上，细管截面差计测量的是（ ） 。A A、B 两截面间的总能量损失CA、B 两截面间的局部阻力.连通着的两种流体.同一水平面上，同一种连续流体）C 过渡流A 及粗管截面D 静止状态B与U管压差计相连，当流体流过时压5直径为57mm 3.5mm 的细管逐渐扩大到速为4m/s ，则在粗管内的流速为（）A、A、B两截面间的动能差B两截面间的压强差108mm 4mm 的粗管，若流体在细管内的流A 2m

15、/s B 1m/s C 0.5m/s D0.25m/s6气体在直径不变的圆形管道内作等温定态流动，各截面上的（A 速度相等B 体积流量相等C 速度逐渐减小7流体在阻力平方区流动时的摩擦阻力（） 。）。质量流速相等A 不变 B 随流速加大而加大Cu125成比例u 2 成比例8孔板流量计与测速管都是属于定节流面积的流量计，利用（）。来反映流量的。A 变动的压强差B 动能差.摩擦阻力9滞流与湍流的本质区别是（） 。AC，10 ，滞流的流速大于湍流的滞流无径向脉动，湍流有径向脉动（.湍流的Re值大于滞流的.湍流时边界层较薄A，为常数，与/d, Re均无关.随Re值加大而减小C11 ，与Re值无关，是/

16、d的函数 流体在圆形直管中作滞流流动时,.是Re值与其直管阻力损失与流速/d 的函数u 的关系为（ ）Au 2 成正比 B 与 u 成正比 Cu1.75 成正比u 0.5 成正比12 P 与流量 Q 的关系为（ ）AQ 增大， P 增大Q 增大， P 减小CQ 增大， P 先增大后减小Q 增大， P 先减小后增大13A.液体的实际的升扬高度.单位重量液体通过泵获得的能量 TOC o 1-5 h z C.泵的吸上高度D.离心泵的轴功率P是（）0A .在流量为零时最大BC.在流量为零时最小D.离心泵的效率 与流量Q的关系为A. Q增大，增大BC. Q增大，减小D.液体出泵和进泵的压强差换算成的液柱

17、高.在压头最大时最大.在工作点处最小（）。. Q增大，先增大后减小. Q增大，先减小后增大16.离心泵气蚀余量h与流量Q的关系为（）A. Q增大，h增大. Q增大,h减小C. Q增大，h不变. Q增大,h先增大后减小D - P2P1017.离心泵在一定管路系统下工作，压头与被输送液体的密度无关的条件是（22A. Z2 40 B .hf0 C . u一乜02 TOC o 1-5 h z .离心泵停止操作时，宜（）。A.先关出口阀后停电BC.先关出口阀或先停电均可D.离心泵的工作点是指（）。A.与泵最高效率时对应的点BC.由管路特性所决定的点D.先停电后关出口阀.单级泵先停电，多级泵先关出口阀.由

18、泵的特性曲线所决定的点.泵的特性曲线与管路特性曲线的交点.在测定离心泵性能时，若将压强表装在调节阀后面，则压强表读数将（）A.随流量增大而减小B .随流量增大而增大C.随流量增大而基本不变D .随流量增大而先增大后减小（二）传热1和2 ,其对应的温度1.双层平壁定态热传导，两层壁厚相同，各层的导热系数分别为差为t1和t2,若t1 t2,则1和2的关系为（）2.空气、水、金属固体的导热系数分别为1、2和3 ,其大小顺序为（）A.3.通过三层平壁的定态热传导，各层界面间接触良好，第一层两侧温度为120 C和80 C ,第三层外表面温度为40 C,则第一层热阻Ri和第二、三热阻R2、R的大小为（A

19、R1(R2R3)B R1(R2R3)C 无法确定D R1(R2R3)4在管壳式换热器中，用饱和蒸汽冷凝以加热空气，下面两项判断为（ 甲：传热管壁温度接近与加热蒸汽温度； 乙：总传热系数接近于空气侧对流传热系数。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对流传热速率=系数 推动力，其中推动力是（ ） 。.流体温度和壁面温度差.两流体的速度差用量纲为一的数群代替变量，使实验简化得到量纲为一的数群间的定量关系 TOC o 1-5 h z A 两流体的温度差BC.同一流体的温度差 D6量纲分析的目的是（） 。A.得到各变量间定量关系BC.实验结果可靠D7.计算液体在圆管

20、内对流传热系数，若可采用Nu 0.023Re0.8 Prn ,式中指数n为（）A 0 4B 0.3C.被加热时0.4 ,被冷却时0.3 D .被加热时0.3 ,被冷却时0.48.水在圆管中强制湍流时的对流传热系数i为1000W/（m2 C）,若将水的流量增加一倍，而其它条件不变，则 i 为（ ） 。A 2000 B 1740 C 1000 D 5009对间壁两侧流体一侧恒温、另一侧变温的传热过程，逆流和并流时tm 大小为（） 。A.tm,逆tm,并 B. t m,逆 tm,并 C. tm逆tm,并D. 无法确定10工业生产中，沸腾传热应设法保持在（） 。A 自然对流区 B 核状沸腾区 C 膜状

21、沸腾区 D 过渡区11 在列管式换热器中，用常压水蒸气冷凝以加热空气，空气平均温度为 20 C ，则换热器 壁面温度约为（ ） 。A 20 C B 100 C C 60 C D 40 C（三） 吸收1. 吸收操作的作用是分离（ ）.液体均相混合物.部分互溶的液体混合物A 气体混合物BC.气液混合物D2. 在一符合亨利定律的气液平衡系统中，溶质在气相中的摩尔浓度与其在液相中的摩尔浓溶质在气相中的摩尔浓度与其在液相中的摩尔浓度的差值为（A 正值B 负值C 零 D 不确定在吸收操作中，吸收塔某一截面上的总推动力（以液相组成差表示）为（ ） 。-_ * - - _ * _A X* X B X X* C

22、 Xi X D X Xi某 吸 收 过 程 ， 已 知 气 膜 吸 收 系 数 kY4 10 4 kmol /（m2 s） ， 液 膜 吸 收 系 数kX8 10 4kmol /（m2 s） ，由此可判断该过程（ ）。A 气膜控制B 液膜控制 C 判断依据不足 D 双膜控制在逆流吸收塔中，用清水吸收混合气中溶质组分。其液气比为 2.7, 平衡关系可表示为Y 1.5X（ Y, X 为摩尔比） ， 溶质的回收率为90%， 则液气比与最小液气比之值为 （） 。A 1.5 B 1.8 C 2 D 3根据双膜理论，当溶质在液体中的溶解度很小时，以液相表示的总传质系数将（ ） 。A 大于液相传质分系数B近

23、似等于液相传质分系数C.小于气相传质分系数D.近似等于气相传质分系数在填料塔中用清水吸收混合气中的氨， 当用水量减小时， 气相总传质单元数N OG 将（ ） 。A 增加B 减小 C 不变D 不确定在逆流吸收塔中，吸收过程为气膜控制，若进塔液体组成X2 增大，其他条件不变，则气相总传质单元高度将（ ） 。A 增加B 减小 C 不变D 不确定在逆流吸收塔中，用纯溶剂吸收混合气中的溶质。平衡关系符合亨利定律。当进塔气相组成Y1 增大，其他条件不变，则出塔气体组成Y2 和吸收率的变化为（ ） 。A.丫2增大、减小B.丫2减小、增大CY2 增大、不变DY2 增大、不确定（四）精馏 TOC o 1-5 h

24、 z .精馏操作时， 增大回流比， 其他操作条件不变， 则精馏段液气比 （ ），馏出液组成 （），釜残液组成（ ） 。A 增大B 不变C 不确定 D 减小. 精馏塔的设计中，若进料热状态由原来的饱和蒸气进料改为饱和液体进料，其他条件维持不变，则所需理论板数N （） ， L （） ， V （） ， L （） ， V （） 。A.减小 B .不变 C .增大 D .不确定.对于饱和蒸气进料，则 L （） L ， V （） V 。A.等于B .小于 C .大于 D .不确定.某减压操作的精微塔，若真空度加大，而其他条件不变，则塔的釜残液组成（），储出液组成（）。A.减小B .不变 C .增大 D .

25、不确定.操作中的精储塔，若进料流量F、储出液组成Xd、釜残液组成xw、进料热状态参数q及提储段上升蒸气流量V不变，减小进料组成Xf ,则有（）。A.D增大，R减小B.D不变，R增大C.D减小，R增大D.D减小，R不变6.操作中的精储塔，若进料流量F、进料组成Xf、进料热状态参数q及回流比R不变，增 加釜残液流量W,则精储段液气比L （）,提储段上升蒸气流量V （）。VA.不确定 B .增加 C .不变 D .减小.精储操作时，若进料流量F、进料组成Xf、进料热状态参数q及回流比R不变，而将塔顶产品量D增加，则提储段下降液体流量L （）,提储段上升蒸气流量V （）。A.增加B .不变 C .减小

26、 D .不确定.用某精储塔分离两组分混合物，规定储出液组成Xd、釜残液组成Xwo当进料组成为Xf,i时，相应的回流比为Ri,进料组成为Xf,2时，相应的回流比为R2O若XfkXf,2,进料热 状态不变，则（）。A. R1R2D .无法确定.精储塔设计中，增大操作压强，则相对挥发度（），塔顶温度（），塔釜温度（）0 A.增加B .不变 C .减小 D .不确定.精储塔中由塔顶向下的第n 1,n,n 1层塔板，其气相组成关系为（）。A. yn 1 y n y n 1 B - yn 1 y n yn 1 C - yn 1 y n yn 1 D 不确7H.某两组分混合物，其中A为易挥发组分，液相组成X

27、a 0.4,相应的泡点温度为3,气相组成yA 0.4,相应的露点温度为t2,则（）。A. t1 t2B . t1 t2 C . t1 t2 D .不能判断.分离某两组分混合物，进料量为100kmol/h,进料组成Xf 0.6,要求储出液组成xd不 小于0.9,则塔顶最大产量为（）。A. 60kmol/h B . 66.7kmol/h C . 90kmol/h D .不能确定.完成某分离任务需理论塔板数为 N 7 （包括再沸器），若总塔板效率Et 50%,则塔内需实际塔板数为（）。A. 14层 B . 10层 C . 12层 D .无法确定.在精储塔设计中,若进料组成Xf、储出液组成Xd、釜残液

28、组成xw、回流比R及相对挥发度 均不变，当进料热状态参数q值增大时，则所需理论板数将（）。A.增大B .不变 C .减小 D .不确定.在精微塔中分离某理想两组分溶液，且储出液组成Xd、釜残液组成Xw、相对挥发度及进料热状态参数q值一定，若进料组成为Xf,1,相应的最小回流比为Rm,1,进料组成 为Xf,2,相应的回流比为Rm,2 ,现Xf,1Rm,2B , Rm,1 = Rm,2C . 。1%2 D.无法比较 Rm,1 与 Rm,2 的大小三.计算：（一）流体流动.用一水泵将20 C的清水从水池送至另一水槽，管道装置如本题附图所示。管道内径为 100mm,其中装有一文丘里流量计，流量计入口直

29、径与管道相同，喉部面积为管道面积 的四分之一，流量计的测压计读数为300mmHg。流量计的进口至喉部的阻力系数为0.15 ,管路中摩擦系数与Re的关系为=0.002 Re0。求：该管道的输水量。图中 A点的压强。20 C时水的密度为1000 kg/m3 ,粘度为0.001 Pa s0.用离心泵将地下贮槽中的石油以 40m3/h的流率，108mm 4mm的管子输送到高位槽已知两槽的液面差为30m,管子总长（包括各种阀门、管件的当量长度）为 400m,试计算输送15 C的石油时所需泵的有效功率。设输 送过程中两槽液面包定不变，15 C石油的密度为 960kg/m3,粘度为 3.43 Pa s。.如

30、图所示的输水系统，用泵将水池中的水输送到敞口高位槽，系统管径均为 108mm 4mm,泵的进、出口管道上分别安装有真空表和压力表，真空表安装位置离蓄水池的水面高度为4.8 m ,压力表安装位置离蓄水池的水面高度为5 m ,当输水量为36m3/h时，进水管道的全部阻力损失为1.96 J/kg ,出水管的全部阻力损失为.9 J/kg ,压力表的读数为2.5 x 105 Pa,泵的效率为70% ,试求：(1)两液面的高度差为多少m ?(2)泵所需的实际功率为多少？(3)真空表的读数为多少Pa?4.用离心泵把水从贮槽送至本题附图所示表压强为9.807 X 104Pa的水洗塔中，贮槽液面包定，其上方为常

31、压。泵 入口比贮槽液面高2 m ,贮槽液面与输送管出口端垂直距离为20米。在某输送量下，泵对每kg水作的功为317.7 J/kg ,管内的摩擦系数为 0.018。泵的吸入和压出管路总长分别为10m及100m (包括管 件及入口的当量长度，但不包括出口的当量长 度)，管子直径为108mm 4mm o若在泵出口处装一压强表，测压处与泵入口处的位差和摩擦 阻力均可略去不计，试求压强表读数。.用一离心泵将水由水池送到高位槽，泵的入口管内径为80.5 mm,管内水的流速为1m/s, 出口管内径为53mm,其末端高出水面15m。若输送过程的总压头损失为 3m水柱，试 求该泵应提供的压头和理论功率？若泵的效

32、率为 65% ,则所需轴功率为多少？水的密度 取 1000kg / m3 o.水从蓄水箱经过一水管和喷嘴在水平方向射出， 如附图所示。假设d2=13mm, d3=7.5 mm ,z1二12m , Z2 Z3=6.5 m ,整个管路的摩擦损失2m水柱(喷嘴部分的摩擦阻力损失为 0.8 m水 柱)。试求：(1)管路出口处的速度 山；(2)水管和喷嘴连接处截面上的水流速度U2和 压强P2。.用离心泵将敞口贮槽中的液体输送到常压高位槽中，两槽液面保持恒定，两液面高度差 为12m。输送管路直径为 42mm 2mm,管路总长为50m （包括管件、阀门的当量长度） 泵送液体流量为 2.015 10 3m3/

33、s ,操作条件下液体的密度为1260kg/m3,黏度为1 10 3 Pa s ,若泵的效率为60%,试求泵的轴功率（kW）。摩擦系数可按下式计算：层流时64上,湍流时Re0.3164C 0.250Re.如本题附图所示，用泵将河水经57mm 3.5 mm无缝钢管输送至高位槽，高位槽内液面包定。泵出口处装有压 强表，设备相对位置示于附图中，包括一切局部阻力当量 长度在内的管子总长度为：压强表前为 20m,压强表后为 80m,求流量为10m3/h时：（1）泵的轴功率，效率为0.8;（2）压强表上读数。数据：1000kg / m3 ,10 3 Pa s ,层流时的，湍流时Re用于钢管时为了安全加大30

34、%勺安全因素。0.31640 0.25 Re.黏度为30cP、密度为900kg/m3的液体，自开口槽A经 45mm 2.5 mm的塑料管道流至开口槽 B,两槽液面包定，如本题附图所示，在水平管路 上设置一个阀门，当阀门全关时，阀门前、后的 压强表读数分别为 88.3103Pa及44.15 103Pa o将阀门调至1/4开度，流量为3.34 m3/h ,阀门前、后管长分别为50m及20m （包括一切局部阻力的当量长度）摩擦系数 计算式为为：层流：0试求阀门开度为64.、一,光滑管湍流:Re1/4时阀门的当量长度。0.31640.25Re10.如本题附图所示，用离心泵将贮槽A中的溶 液输送至高位槽

35、中，两槽液面包定，其间垂 直距离为12m。在 42mm 2.5mm的水平管 上装有孔板流量计，用角接取压法装置的 U管压差计测量孔板两侧的压强差，压差计中指示剂汞的读数 R为0.54 m ,孔板直径d0 为20mm。不包括管子进、出口损失的全部直管与管件的当量长度之和为 50m o操作条 件下液体的密度为1260kg/m3,黏度为1cP,流动时的摩擦系数 为0.0185,若泵的效 率为0.8 ,试求泵的轴功率。.用泵将湖水经内径为100mm的钢管输送至岸上的 A槽内，如本题附图所示。湖面与 A槽液面间的垂直距离为3m,出口管高于液面1m。输 水量为60m3/h,有人建议将输水管插入 A槽的液面

36、 中，如图中虚线所示。从泵的轴功率角度来看，用计 算结果说明哪种方案合理。数据：摩擦系数=0.02,包括一切局部阻力在内的管子总长度l le 50m,湖水密度1000kg/m3 ,泵的效率0.8,管子出口埋在液面下后设总长度变为l le 51.5 m。.某离心泵输送清水流量为16.8m3/h时，压头为18m,试判断该泵是否可以将密度为1060kg / m3、流量为15m3/h的溶液从常压贮槽内输送到压强为 3 104Pa (表压)的设备中？已知输送管路直径为 73mm 4mm,长度为124m (包括所有局部阻力的当量 长度)。贮槽及设备的两液面包定，其间的垂直距离为 8.5 m。管路中液体流动

37、时的摩 擦系数可取为0.03。(二)传热1.某日化厂一列管换热器由25mm X 2 mm的不锈钢管 136根组成，平均比热为4.187 kJ /(kg C)的某溶液在管程作湍流流动，其流量为 15000kg /h,并由15 C加热到100 C ,温度为110 C的饱和蒸汽走壳程。已知单程时管程内溶液的对流传热系数为523W/(m2 C),蒸汽对管壁的对流传热系数为11630W /(m2 C),钢管的导热系数=41W/(m C),污垢层热阻忽略不计。试求：管程为单程时的列管长度。.列管换热器的管束由若干根长为 3m,规格为小25mm X 2.5 mm的钢管组成。要求将质量流量为1.25 kg/s

38、的苯由80 C冷却到30 C , 20 C的水在管内与苯逆流流动。已知水侧和苯侧的对流传热系数分别为 850W/(m2 C)和1700W/(m2 C),污垢热阻和管壁热 阻可忽略。若维持水的出口温度为 50 C ，试求所需的列管数。取苯的比热容为 1900J/(kg K) ，密度为880kg/m3。.在一内管为 20 mm X 2 mm的套管换热器中，用清洁河水逆流冷却某有机液体。已知管内冷却水的进、出口温度分别为 30 C 和 40 C ；有机液体的质量流量为 300kg /h ，进出、口温度分别为 105 C 和 50 C ，平均比热为 1.88 kJ /(kg C) ；水和有机液体与管壁

39、的对流传热系数分别为2810W/(m2 C)及1640W/(m2 C),管壁和污垢热阻可忽略， 试求传热系数及套管长度。.在一传热外表面积为300m2的单程列管式换热器中，300 C的某气体流过壳方时被加热 到430 C，另一种560 C的气体作为加热介质。两气体逆流流动，流量均为1 X 104 kg/h , 平均比热均为 1.05 kJ /(kg C) ， 试求总传热系数。 假设换热器的热损失为壳方气体传热 量的 10% 。.某列管换热器由多根 25mm X 2.5 mm的不锈钢管组成，将平均比热为1.76 kJ /(kg C) 密度为858kg/m3的某液体由20 C加热到55 C ,其流

40、量为15000kg/h ,管内流速为 0.5 m/so加热剂为130 C的饱和水蒸气，在管外冷凝。已知加热器以外表面为基准的 总传热系数为774W/(m2 C)o试求加热器所需管数n及单管长度L。. 在一管壳式换热器中，要求用初始温度为 30 C 的原油来冷却重油，使重油从180 C 冷却 到 120 C ， 重 油 的 流量 为 10000 kg / h , 原油 流量 为 14000 kg/h , 重油 比热 为2177 J /(kg K) , 原 油 比 热 为 1926 J /(kg K) ， 假 设换 热 时 的 总 传 热 系 数 K 为 116.3 W /(m2 C), 试问当原

41、油和重油为并流和逆流两种情况下，试求：( 1)原油的出口温度各为多少？( 2)所需换热器的换热面积各为多少？.有一列管式换热器由 25mm X 2.5 mm、长为3m的60根钢管组成。热水走管内，其进、出口温度分别为 70 C 和 30 C ；逆流冷却水走管间，其进、出口温度分别为 20 C和40 C ,冷水流量为1.2 kg/s。试求换热器的总传热系数。假设热水和冷水的平均比热容可取为 4.2 kJ /(kg C) ,换热器的热损失可忽略。.在一传热面积S0为15m2的列管式换热器中，壳程通入饱和水蒸气以加热管内的空气。150 C的饱和水蒸气冷凝为同温度下的水排出。空气流量为2.8 kg/s

42、,其进口温度为30 C ，比热容可取为 1 kJ /(kg C) ，空气对流传热系数为87W/(m2 C) ，换热器热损失可忽略，试计算空气的出口温度。.在传热面积为20m2的换热器中，用温度为20 C、流量为13200kg / h的冷却水冷却进口温度为 110 C 的醋酸， 两流体呈逆流流动。 换热器刚开始运行时， 水出口温度为 45 C ， 醋酸出口温度为 40 C ，试求总传热系数K0 。而在换热器运行一段时间后，若两流体的流量不变，进口温度也不变，而冷水的出口温度降到 38 C ，试求总传热系数下降的百分数。水的比热容可取为 4.2 kJ /(kg C) , 换热器的损失可忽略。.在一

43、列管式换热器中，用饱和蒸气将流量为53m3/h的某油品从60 C加热到80 C ,已知油品的密度为800 kg/m3,比热容为2.0 kJ/(kg C)。换热器的管束由 368根19mm X2mm的管子所组成，每根管子长度为6m。若基于管子外表面的总传热系数 为 110W/(m2 C) ， 冷凝水在饱和温度下排出， 换热器的损失可忽略， 试求饱和蒸气的 温度。设传热平均温度差可按算术平均值计算。.有一单管程列管式换热器，传热面积 S。为4m2,列管直径为 25mm X 2.5 mm。用温 度为 25 C 的水将油由 200 C 冷却至 100 C ，水走管内，油走管间，并呈逆流流动。已知水和油

44、的流量分别为1200kg/h和1400kg/h,其比热容分别为4.18 kJ /(kg C)和2.0 kJ /(kg C)；水侧和油侧的对流传热系数为 1800W/(m2 C)和200W/(m2 C)。污 垢热阻和管壁热阻均可忽略，换热器的热损失也可忽略。试校核该换热器是否合用？12.有一列管式换热器,110 C 的饱和蒸气在壳方冷凝为同温度下的水排出，管内为一定流量的气体呈湍流流动，其温度从30 C 加热到 50 C 。现因气体流量增加，而加热蒸气温度和气体进口温度均不变， 气体出口温度降到 48 C ， 试求气体流量为原流量的倍数。 假设管壁热阻、污垢热阻及换热器的热损失均可忽略；两种情况

45、下气体物性可视为不变； K i ， i Wc0.8 。（三）吸收1.在逆流操作的填料吸收塔内，用纯溶剂吸收某气体混合物中的溶质，气体混合物中溶质的浓度很低。若在操作条件下，平衡线和操作线均为直线，两直线斜率之比为 0.8, 塔高 为 18 米，气相总传质单元高度为 1.5 米，试求此吸收塔的回收率。在直径为 0.8 m 的填料吸收塔内，用水吸收分压为 1330Pa 的氨空气混合气体中的氨， 经过吸收操作后，混合气中 99.5 % 的氨被水吸收。已知入塔的空气流率为 1390kg/h,水的用量为其最小用量的 1.44 倍，在操作条件下，气液平衡关系为Y*=0.755 X ，气相体积吸收总系数KY

46、a为314kmol/（m3 h）,试求所需填料层高度。（操作压强为1.013 X 105Pa）用清水吸收有机合成残余气体中的甲醇（其它气体视为不参与反应的） 。处理气体量为 1m3（标准）/s,混合气中含甲醇20g/m3,吸收率为95%,适宜的液气比是最小液气比的 125% ，该条件下气液平衡关系为Y*=1.15 X ，试求吸收所需的气相总传质单元数。某连续逆流填料吸收塔用清水在常压及0 C 下吸收有机合成残余气体中的甲醇 （其它组分可视为惰性组分），残气进塔流量为1m3/s（以标准状态计），含甲醇25g/m3（标准状 态） ，要求甲醇的吸收率为 90% ，吸收剂用量为最小用量的 1.3 倍，

47、操作条件下的气液 - . 、 . * 、 * . . . . . 一 一.一一 一 一 . 一 .平衡关系为Y*=1.1 X ，求塔底吸收液出口组成及此吸收过程的气相总传质单元数。110 kPa下定态操作的氨吸收塔的某截面上，含氨 0.03 （摩尔分数）的气体与氨浓度为 1 kmol /m3的氨水相遇，已知气膜传质系数kG=5X 10 9 kmol /（m2 s Pa）,液膜传质系数kL=1.5 乂 10 4 m/s,其平衡关系可以用亨利定律表示，溶解度系数H为7.3 X10 4 kmol /（m3 Pa） , 试求：以分压差表示的总推动力，总传质系数和传质速率。气膜、液膜阻力占总阻力的百分比

48、。某厂有一填料吸收塔，直径为880mm,填料层高6m,所用填料为56mm的拉西环。在 25 C及1atm时，每小时处理2000m3含5% （体积,下同）丙酮的空气-丙酮混合气。 处理时使用水作溶剂。塔顶送出的尾气中含丙酮0.263 % ，塔底送出的溶液中每千克含丙酮 61.2 克。已知在此操作条件下的平衡关系为 Y* =2X ，试计算气相总体积传质系数KYa 。在逆流填料吸收塔中，用清水吸收混合气中溶质组分。操作温度为 20 C 、压强为101.33 kPa,对应的混合气流量为 480m3/h。进塔气相组成为0.015 （摩尔分数），吸收率为 98% ，出塔液相组成可达到与出塔气相浓度平衡浓度

49、的 80% ，平衡关系为Y* =0.75 X （Y， X 为摩尔比 ）。试求：出塔液相组成，以摩尔比表示；用水量，kg/ho在逆流填料吸收塔中，用清水吸收混合气中溶质组分。测得进塔气相组成为 0.06 （摩尔比，下同） ，出塔气相组成为 0.008 ，出塔液相组成为 0.02 。操作条件下气液平衡关系为Y* =2.5 X （ Y, X为摩尔比），若填料层高度为8 m ,试求该塔的气相总传质单元高度H OG 。在逆流填料吸收塔中，用清水吸收混合气中溶质。进塔气相组成为 0.026 （摩尔比，下同），出塔气相组成为0.0026,混合气中惰气流量为100m3（标准）/h ,清水流量为0.1 m3/h

50、o操作条件下气液平衡关系为 Y* =0.526 X （ Y, X为摩尔比），若填料层高度为1.5 m ，塔内径为 0.2 m ，试求该塔的气相体积总传质系数KYa ， kmol/（m3 h） 。在逆流常压填料吸收塔中， 用清水吸收混合气中溶质组分。 进塔气相组成为5 %（体积），吸收率为 98% 。吸收剂用量为最小用量的 1.4 倍，操作条件下的气液平衡关系为Y*=1.2X（Y, X为摩尔比），气相体积总传质系数 KYa为180kmol/（m3 h）。若混合气流量为2826m3（标准）/h ,按标准状态下计的气体空塔速度为1m/s,试求：m。1）出塔液相组成 X1 ，摩尔比； （2）气相总传质

51、单元高度， .在常压逆流操作的填料吸收塔中，用清水吸收氨一空气混合气体中的氨，混合气的质量流速为580kg/（m2 h）,组成为6% （体积），吸收率为 99% ;水的质量流速为770kg/（m2 h）。操作条件下的气液平衡关系为 Y*=0.9X（Y, X为摩尔比），若填料层 高度为4m,试求气相总传质单元高度。.在逆流操作的填料吸收塔中，用清水吸收焦炉气中的氨，氨的浓度为8g/（标准）m3,混合气处理量为4500m3（标准）/h。氨的回收率为95% ,吸收剂用量为最小用量的1.5倍。 操作压强为1.013 X 105 Pa,温度为30 C ,气液平衡关系为Y*=1.2X（Y, X为摩尔比）, 气相体积总传质系数KYa为0.06 kmol/（m3 h）,空塔气速为1.2 m/s,试求：（1）用水量，kg/h; （2）塔径和塔高，m o（四）精储.某两组分混合液用精储塔分离，其进料浓度为 50% （摩尔分率），泡点进料，体系相对 挥发度为2,塔顶出料量为进料量的60%,当回流比为0.8时，需要的理论塔板数为无 穷多块，试求：此时塔顶、塔底的组成各为若干？若回流比改为1.5,保持各组成不变，理论塔板数减少，试绘出精储段和提储段的操 作线（简图）。.已知苯与甲苯两组分体系的相图如图所示，在常 压连续精储塔中进行分离，已知原料液的组成为 0.50 （摩尔分率，下同），料液流量为10