化工原理试题库

1、化工原理试题库一填空题：（一）流体流动与输送：1某设备的真空表读数为200mmHg ，则它的绝对压强为（ 560 ） mmHg ，另一设备的表压强为 50kPa ，则它的绝对压强为 _151_kPa 。（当地大气压为 1.013310 5 Pa ）2在静止的同一种连续流体内部，各截面上_与 _之和为常数。3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 _。4在一流动体系中，若A，B 两截面间无输送机械，且有E A 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

2、的流体）7定态流动指的是。8不可压缩流体在由两种不同管径组装成的管路中流过时，流速与直径的关系为_。9流体流动过程中的连续性方程u1 A1u2 A2 =，只适用于（ 不可压缩流体）10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。11流体在管内作湍流流动时，邻近管壁处存在_层， Re 值越大，则该层厚度越_。12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。13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。14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。15流体做层流流动时管中心的

3、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_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。19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 。20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h f ,1 ， h f , 2 ,h f ,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_。1

4、24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。25孔板流量计测得的是 _速度，可从 _上直接读出被测流体的体积流量。26离心泵必须有 _，才能防止气蚀现象的发生。27离心泵的抗气蚀性能通常用等两种方法来表示。28为了防止离心泵气蚀现象的产生，离心泵必须有合适的_。29为防止离心泵气缚现象的产生，启动离心泵前必须_。30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。31离心泵的额定流量指的是。32离心泵安装在一定管路上，其工作点是指_。33若离心泵入口处真空表读数为93.32kPa ，当地大气压强为 101.32kPa ，当输送 42 C 的水（饱

5、和蒸气压为 8.2kPa ）时，泵内 _发生气蚀现象。34往复压缩机的工作原理是。35往复压缩机的理想压缩循环由等三个阶段组成。36往复压缩机的有余隙存在的压缩循环过程由_等步骤组成。（二）传热1传热的基本方式有 _、 _和 _三种。2在静止流体内，热量主要以_方式进行传递。3单层平壁的导热热阻为。4单层平壁的导热热阻与_成正比，与 _成反比。5 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” ) 。6通过三层平壁的热传导中，设各层壁面间接触良好，如果测得各层壁面的温度T1 ， T2 ，T3 ， T4 分别为 500、 4OO、 200、 100，

6、则各层热阻之比为_。7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。8在表面传热系数关联式中，Pr （=C p/）数是表示 _的准数。9在表面传热系数关联式中，格拉晓夫数Grg T2 L3 /2 是表示 _的影响。10在表面传热系数关联式中，Pr（ =C p/）数是表示 _的准数。11蒸气冷凝有 _和 _两种方式。12液体在大容器内沸腾时，随着温度差（twts ）的不同，出现 _、 _和_三种不同的沸腾状态。213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0.023 Re 0. 8 Pr n ，式d中 n 是为了校正 _的影响，当流体被加热时， n 等于

7、_。14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 _。15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。16黑体的辐射能力与成正比。17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，所谓定性温度指的是。18强化传热过程的主要方法是。19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。20写出三种间壁式换热器的名称：_、_和_。21为减少圆形管导热损失， 采用包覆 3 种保温材料 a、b、c。若 abc ，

8、abc ，则包覆的顺序从外到里分别为。（三）吸收1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 _。在一常压填料塔中， 用 20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 _。3所谓塔设备的液泛指的是。4 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，其中吸收总阻力1=_。N

9、A =_K G5当以 cA cA* 表示吸收推动力时，吸收速率方程可表示为N A =_，其中吸收总阻力 1 =_。K L6由于有浓差存在，物质在静止流体中会以_扩散的形式传递。7根据双膜理论，吸收过程的总阻力1=。K Y38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。10吸收操作的依据是，以达到分离气体混合物的目的。11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_。12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 _。13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 _。

10、14吸收过程中，K X 是以 _为推动力的总吸收系数，它的单位是。_15水吸收氨 - 空气混合气中的氨，它是属于 _控制的吸收过程。16若总吸收系数和分吸收系数间的关系可表示为11H ，其中1 表示 _，K Lk LkGkL当 _项可忽略时，表示该过程为液膜控制。17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K Y a _，对液膜控制的物系，体积吸收总系数K Y a 将_。18双膜理论是将整个相际传质过程简化为。19吸收操作中增大吸收剂用量，操作线的斜率_，吸收推动力 _。20当吸收剂用量为最小用量时，则所需填料层高度将为_。21在常压逆流操作的填料塔中，用纯溶剂吸

11、收混合气中的溶质，已知进塔气相组成Y1 为0.02( 摩尔比 ) 操作液气比为 0.9 ，气液平衡关系为 Y 1.0 X ，则溶质组分的回收率最大可达 _。22脱吸因数可表示为 _，它在 YX 图上的意义是 _。23在填料塔设置中，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。(四)精馏1气液两相组成相同时，则气相露点温度_液相泡点温度。2在精馏过程中，增大操作压强，则物系的相对挥发度_，对分离过程 _。3所谓理论板是指该板的气液两相_，且塔板上 _。4某两组分物系，其相对挥发度3 ，对第 n, n1两层理论板，在全回流条件下，已知xn0.25 ，则

12、 yn 1_。45某精馏塔的精馏段操作线方程为y0.75 x0.24 ，则该精馏塔的操作回流比为_，馏出液组成为 _。6精馏塔的塔顶温度总是低于塔底温度，其原因是 _和 _。7在总压为 101.33kPa ，温度为 95 C 下，苯与甲苯的饱和蒸汽压分别为pA155.7kPa ，pB63.3kPa ，则平衡时苯的液相组成为x_，气相组成为y_，相对挥发度_。8精馏塔有 _种进料热状态，其中 _进料的热状态参数最大， 进料温度 t F _泡点 t b 。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 ，则 yn_， xn_， yn 1_， xn

13、 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y A =0.5 ，A、B 两组分在此温度下的饱和蒸汽压分别为760mmHg和292mmHg，假设它们形成 的是理想溶液，则 其液相 组成xA =_。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），从第 n

14、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。51、变压吸附是利用 _的变化来进行 _的分离操作。超临界

15、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 cPB PC g /(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B连通着的两种流体C同一种连续流体D同一水平面上，同一种连续流体3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C过渡流D静止状态4在一水平变径管道上，细管截面A 及粗管截面 B 与 U 管压差计相连，

16、当流体流过时压差计测量的是（）。A A、B 两截面间的总能量损失BA、B 两截面间的动能差CA、B 两截面间的局部阻力DA、B 两截面间的压强差5直径为57mm3.5mm 的细管逐渐扩大到108mm4mm 的粗管，若流体在细管内的流速为 4m/ s ，则在粗管内的流速为（）。A 2m/ sB1m/ sC 0.5m/ sD 0.25m / 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D质量流速相等7流体在阻力平方区流动时的摩擦阻力（）。A 不变B随流速加大而加大C与 u1 .25 成比例D与 u 2 成比例8孔板流量计与测速管都是属于定节

17、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C速度差D摩擦阻力9滞流与湍流的本质区别是（）。A 滞流的流速大于湍流的B湍流的 Re值大于滞流的C滞流无径向脉动，湍流有径向脉动D湍流时边界层较薄10在阻力平方区，摩擦系数（）。A 为常数，与/ d, Re 均无关B随 Re值加大而减小C与 Re值无关，是/ d 的函数D是 Re值与/ d 的函数611流体在圆形直管中作滞流流动时，其直管阻力损失与流速u 的关系为（）。A 与 u 2 成正比B与 u 成正比C与 u1.75 成正比D与 u 0.5 成正比12离心泵的轴功率P 与流量 Q 的关系为（）。AQ增大， P增大BQ增大，

18、P减小C Q 增大， P 先增大后减小D Q 增大， P 先减小后增大13离心泵的扬程是指（）。A 液体的实际的升扬高度B单位重量液体通过泵获得的能量C泵的吸上高度D液体出泵和进泵的压强差换算成的液柱高14离心泵的轴功率P 是（）。A 在流量为零时最大B在压头最大时最大C在流量为零时最小D在工作点处最小15离心泵的效率 与流量 Q 的关系为（）。A Q 增大，增大BQ增大，先增大后减小C Q 增大，减小DQ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BQ增大，h 减小C Q 增大，h 不变DQ增大，h 先增大后减小17离心泵在一定管路系统下工作，压头

19、与被输送液体的密度无关的条件是（）。A z2 z1 0B hf0C u22u120D p2 p1 0218离心泵停止操作时，宜（）。A先关出口阀后停电B先停电后关出口阀C先关出口阀或先停电均可D单级泵先停电，多级泵先关出口阀19离心泵的工作点是指（）。A与泵最高效率时对应的点B由泵的特性曲线所决定的点C由管路特性所决定的点D泵的特性曲线与管路特性曲线的交点20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7（二）传热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1 和 2 ，其对应

20、的温度差为 t1 和t 2 ，若t1 t2 ，则1 和2 的关系为（）。A12C1=2D无法确定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 () 。A123B 1231D 2313. 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120C和80 C，第三层外表面温度为40 C ，则第一层热阻 R1 和第二、三热阻 R2 、 R3 的大小为（）。A R1 (R2R3 )B R1 (R2R3 ) C 无法确定D R1(R2 R3)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

21、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（）。A 两流体的温度差B流体温度和壁面温度差C同一流体的温度差D两流体的速度差6量纲分析的目的是（）。A得到各变量间定量关系B用量纲为一的数群代替变量，使实验简化C实验结果可靠D得到量纲为一的数群间的定量关系7计算液体在圆管内对流传热系数，若可采用Nu0.023Re0.8 Pr n ，式中指数 n 为（）。A04B0.3C被加热时 0.4 ，被冷却时 0.3D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10002C )，若将水的流量增加一倍，W

22、/( m而其它条件不变，则i 为（）。A 2000B1740C1000D5009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t m,并B.t m, 逆tm,并C.t m,逆t m,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膜状沸腾区D过渡区811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（）。A20CB100 CC60CD40C(三)吸收1. 吸收操作的作用是分离（）。A 气体混合物B液体均相混合物C气液混合物D部分互溶的液体混合物在一符合亨利定律的气液平衡

23、系统中，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3.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*XBXX*C X iXD X X i4.某 吸 收 过 程 ， 已 知 气 膜 吸 收 系 数 kY410 4 kmol /(m 2s) ， 液 膜 吸 收 系 数k X 810 4 kmol /(m 2 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5.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

24、液气比与最小液气比之值为 （）。A1.5B1.8C2D 36.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7.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8.在逆流吸收塔中，吸收过程为气膜控制，若进塔液体组成X 2 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

25、成 Y2 和吸收率的变化为（）。A Y2增大、减小B Y2 减小、增大C 2增大、不变D 2增大、不确定YY9(四)精馏精馏操作时，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（）L，V（） V 。3. 对于饱和蒸气进料，则 LA等于B小于C大于D不确定4. 某减压操作的精馏塔，若真空度加大，而其他条件不变，则塔的釜残液组成（），馏出液组成（）。A减小B不

26、变C增大D不确定操作中的精馏塔， 若进料流量 F 、馏出液组成 xD 、釜残液组成 xW 、进料热状态参数 q 及提馏段上升蒸气流量V 不变，减小进料组成xF ，则有（）。A D增大， R减小BD不变， R增大C D减小， R增大DD减小， R不变操作中的精馏塔，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 ，则精馏段液气比L （），提馏段上升蒸气流量V （）。VA 不确定B增加C不变D减小精馏操作时，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，则提馏段下降液体流量L （），提馏段上升蒸

27、气流量V （）。A增加B不变C减小D不确定用某精馏塔分离两组分混合物， 规定馏出液组成 xD 、釜残液组成 xW 。当进料组成为 xF ,1时，相应的回流比为 R1 ，进料组成为 xF ,2 时，相应的回流比为 R2 。若 xF ,1 xF , 2 ，进料热状态不变，则（）。A 1 R精馏塔设计中， 增大操作压强， 则相对挥发度（ ），塔顶温度（），塔釜温度（ ）。A增加B不变C减小D不确定10. 精馏塔中由塔顶向下的第n1,n, n1层塔板，其气相组成关系为（）。10A yn 1ynyn 1B yn 1ynyn 1C yn 1ynyn 1D不确定某两组分混合物，其中 A 为易挥发组分，液相组

28、成 xA 0.4，相应的泡点温度为 t1 ，气相组成 yA 0.4 ，相应的露点温度为 t2 ，则（ ）。A t1 t2B t1t 2C t1 t2D不能判断12.分离某两组分混合物， 进料量为 100kmol / h ，进料组成 xF0.6 ，要求馏出液组成 xD 不小于 0.9, 则塔顶最大产量为（）。A 60kmol / hB 66.7kmol / hC 90kmol / hD不能确定13.完成某分离任务需理论塔板数为N7 （包括再沸器），若总塔板效率 ET 50% ，则塔内需实际塔板数为（）。A14 层B10 层C12 层D无法确定在精馏塔设计中，若进料组成 xF 、馏出液组成 xD

29、、釜残液组成 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15在精馏塔中分离某理想两组分溶液，且馏出液组成 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 ,1 Rm ,2 B Rm,1 = Rm,2C Rm,1 Rm, 2D 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 100

30、 mm ，其中装有一文丘里流量计，流量计入口直径与管道相同，喉部面积为管道面积的四分之一，流量计的测压计读数为300 mmHg 。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 Re 0.1 。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110.001 Pa s 。2. 用离心泵将地下贮槽中的石油以40m 3 / h的流率，108mm4mm的管子输送到高位槽。已知两槽的液面差为 30 m ，管子总长（包括各种阀门、管件的当量长度）为400 m ，试计算输送 15 C 的石油时所需泵的有效功

31、率。设输送过程中两槽液面恒定不变，15C石油的密度为 960kg / m3 ，粘度为 3.43 Pa s 。如图所示的输水系统， 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 36 m 3 / h 时 ， 进 水 管 道 的 全 部 阻 力 损 失 为1.96J / kg，出水管的全部阻力损失为 4.9J / kg，压力表的读数为 2.5 5，泵的效10Pa率为 70% ，试求：（1）两液面的高度差为多少m ？（2）泵所需

32、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 10 4 Pa 的水洗塔中，贮槽液面恒定，其上方为常压。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10 m 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108mm4mm 。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

33、， 泵的入口管内径为 80.5 mm , 管内水的流速为 1 m/ s , 出口管内径为 53 mm , 其末端高出水面 15 m 。若输送过程的总压头损失为 3 m 水柱，试求该泵应提供的压头和理论功率？若泵的效率为 65% ，则所需轴功率为多少？水的密度12取 1000kg / m3 。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 d 2 =13mm, d3 =7.5 mm ,z1 =12 m , z2z3 =6.5 m , ,整个管路的摩擦损失2 m 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u3 ；（2）水管和喷嘴连接处截面上的水流速

34、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2.01510 3 m3 / s ，操作条件下液体的密度为1260kg / m 3 ，黏度为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 ，湍流时0.31640.25 。ReRe8. 如本题附图所示，用泵将河水经57mm3.5 mm 无缝钢管输送至高位槽，高位槽内液面恒定。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

35、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 / m3，3640 31641 10 Pa s ，层流时Re ，湍流时.，Re0.25用于钢管时为了安全加大30%的安全因素。黏度为 30cP、密度为 900kg / m 3 的液体，自开口槽 A 经45mm2.5 mm的塑料管道流至开口槽B，两槽液面恒定， 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13压强表读数分别为88.3103 Pa 及44.1510

36、3 Pa 。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） 。试求阀门开度为 1/4 时阀门的当量长度。摩擦系数计算式为为：层流：64 ，光滑管湍流：0.31640.25 。ReRe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中，两槽液面恒定，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 50

37、m。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 60m 3 / h，有人建议将输水管插入A 槽的液面中，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ll e50m ，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ll e51.5

38、m 。12某离心泵输送清水流量为16.8 m3 / 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3104 Pa（表压）的设备中？已知输送管路直径为73mm4mm，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恒定，其间的垂直距离为8.5 m 。管路中液体流动时的摩擦系数可取为 0.03 。14(二)传热1. 某日化厂一列管换热器由25 mm 2 mm 的不锈钢管136根组成，平均比热为4.187kJ /(kgC )的某溶液在管程作湍流流动，其流量为15000,并由 15 C加热到kg

39、/ h100C ，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 /( m2C ),蒸汽对管壁的对流传热系数为11630W /(m 2C), 钢管的导热系数=41W /( mC ) ，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 3 m ，规格为 25mm 2.5 mm 的钢管组成。要求将质量流量为 1.25 kg / s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W /( m2C )和 1700W /(m 2C )，污垢热阻和管壁热850阻可忽略。若维持水的出口

40、温度为50 C ，试求所需的列管数。取苯的比热容为1900 J /(kg K ) ，密度为 880 kg / m3 。在一内管为 20 mm2 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30C和 40C ；有机液体的质量流量为 300kg / h ，进出、口温度分别为 105C和50C ，平均比热为 1.88 kJ /( kgC ) ；水和有机液体与管壁的对流传热系数分别为W /( m2C )W /( m2 C)，管壁和污垢热阻可忽略，2810及 1640试求传热系数及套管长度。在一传热外表面积为 300m 2 的单程列管式换热器中， 300 C

41、 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 1 104 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 25 mm2.5 mm 的不锈钢管组成，将平均比热为 1.76 kJ /(kg C )密度为 858 kg / m3 的某液体由 20 C 加热到 55 C ，其流量为 15000kg / h ，管内流速为 0.5 m/ s 。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

42、/( m2 C ) 。试求加热器所需管数 n 及单管长度 L 。156. 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 /(m 2C ) , 试问当原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 25

43、mm 2.5 mm、长为 3 m 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 15 m2 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，其进口温度为30 C ，比热容可取为 1kJ /( kgC )，空气对流传热系数为 87W /( m2C

44、 )，换热器热损失可忽略，试计算空气的出口温度。9. 在传热面积为20m 2 的换热器中，用温度为20 C 、流量为 13200 kg / 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 K 0 。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 /( kgC ) , 换热器的损失可忽略。10. 在一列管式换热器中，用饱和蒸气将流量为53 m3 / h 的某油品从 60 C 加热到 80

45、 C ，已知油品的密度为800 kg / m3 ，比热容为2.0 kJ /(kgC ) 。换热器的管束由368 根19 mm 2 mm的管子所组成， 每根管子长度为 6 m 。若基于管子外表面的总传热系数W /( m2C)，冷凝水在饱和温度下排出， 换热器的损失可忽略， 试求饱和蒸气的为 11016温度。设传热平均温度差可按算术平均值计算。11. 有一单管程列管式换热器，传热面积 S0 为4 m2 ，列管直径为 25mm 2.5 mm 。用温度为 25C 的水将油由200 C 冷却至 100C ，水走管内，油走管间，并呈逆流流动。已知水和油的流量分别为1200kg / h 和 1400kg /

46、 h ，其比热容分别为 4.18 kJ /(kgC ) 和2.0kJ /(kg C )W /( m 2 C )W /( m2C )。污；水侧和油侧的对流传热系数为 1800和 200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？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；两种情况下气体物性可视为不变； Ki

47、，iWc0.8 。（三）吸收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1390 kg / 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 a 为 314 kmol /(m3

48、h) ，试求所需填料层高度。 ( 操作压强为 1.013 10 5 Pa )3. 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33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17分可视为惰性组分），残气进塔流量为1 m3 / s ( 以标准状态计 ) ，含甲醇 25 g / 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，操作条件下的气液平衡关系为 Y * =1.1 X ，求塔底吸收

49、液出口组成及此吸收过程的气相总传质单元数。5.110 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1kmol / m3 的氨水相遇，已知气膜传质系数109kmol /(m2s Pa), 液膜传质系数kG =5k L =1.5 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 10 4 kmol /(m3Pa) , 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。某厂有一填料吸收塔，直径为 880 mm ，填料层高 6 m ，所用填料为 56 mm的拉西环。在C 及 1 atm 时，每

50、小时处理 2000 m3 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 * =2 X ，试计算气相总体积传质系数K Y a 。7. 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的80% ，平衡关系为Y* =0.75 X ( Y，X 为摩尔比 ) 。试求

51、：出塔液相组成，以摩尔比表示；用水量，kg / h 。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HOG 。9. 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18同），出塔气相组成为0.0026 ，混合气中惰气流量为100 m3 (标准 ) / h ，清水流量为0.1m3 / h 。操作条件下气液平衡关系为Y*=0.526X

52、(，X为摩尔比),若填料层高度为Y1.5m ，塔内径为 0.2m ，试求该塔的气相体积总传质系数K Y a ， 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 * =1.2 X ( Y，X 为摩尔比 ) ，气相体积总传质系数K Y a 为 180 kmol /( m3 h) 。若混合气流量为 2826m 3 (标准 ) / h ，按标准状态下计的气体空塔速度为1 m/ s ，试求：（1）出塔液相组成 X 1 ，摩尔比；（ 2）气相总传质单元高度，

53、m 。在常压逆流操作的填料吸收塔中，用清水吸收氨空气混合气体中的氨，混合气的质量流速为 580 kg /(m 2 h) ，组成为 6 % （体积），吸收率为 99% ；水的质量流速为770 kg /(m2h) 。操作条件下的气液平衡关系为*为摩尔比，若填料层Y =0.9X( ，X)Y高度为 4 m ，试求气相总传质单元高度。12. 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 4500m 3 (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 1.013 105 Pa ，温度为 30 C ，气液平

54、衡关系为 Y * =1.2 X ( Y，X 为摩尔比 ) ，气相体积总传质系数K Y a 为 0.06 kmol /( m3h) , 空塔气速为 1.2 m/ s ，试求：用水量， kg / h ； (2) 塔径和塔高， m 。（四）精馏1. 某两组分混合液用精馏塔分离，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，试绘出精馏段和提馏段的操作线（简图）。19已知苯与甲苯两组分体系的相图如图所示，在常压连续精