化工原理试题

1、化工原理试题一填空题：1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 ）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 ）7. 定态流动指的是 。_8. 不可压缩流体在

2、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 u1A1 u2A2= ，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最大流速是截面上平

3、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 pf p1 p2 p 。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 。24. 当所测量的压强或

4、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 度，可从 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 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 。1. 传热的基本方式有、和种。2. 在静止流体内，热量主要以 式进行传递。3. 单层平壁的导热热阻为4. 单层平壁

5、的导热热阻与 正比，与 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Ti，T2，T3，T4分别为500C、40OC、200C、100C，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 (=Cp / )数是表示勺准数。9. 在表面传热系数关联式中，格拉晓夫数 Gr g T 2L3/ 2是表示勺影响。10. 在表面传热系数关联式中，Pr (=Cp / )数是表示勺准数。11. 蒸气冷

6、凝有和 种方式。12. 液体在大容器内沸腾时，随着温度差(tw ts)的不同，出现、和种不同的沸腾状态。13. 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0.023Re0.8Prn，式d中n是为了校正的影响，当流体被加热时，n等于。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 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18.强化传热过程的主要方

7、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 流动,总传热系数接近于勺对流传热系数。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8则包覆的顺序从外到里分别为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 丫=1.18X, 贝卩其最小液气比为。2. 在一常压填料塔中，用20r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

8、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Na =，其中吸收总阻力1KZ5. 当以Ca cA表示吸收推动力时，吸收速率方程可表示为Na=，其中吸收总阻力=_Kl6. 由于有浓差存在，物质在静止流体中会以 散的形式传递。7. 根据双膜理论，吸收过程的总阻力 丄=_Ky8. 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

9、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 容质的平衡分压，因此吸收操作线总是在平衡线的。14吸收过程中，Kx是以 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，其中表示，K L k L kGkL当 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Kya，对液膜控制的物系，体积吸收总系数KYa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

10、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，用纯溶剂吸收混合气中的溶质，已知进塔气相组成为0.02（摩尔比）操作液气比为0.9，气液平衡关系为丫 1.0X，则溶质组分的回收率最 大可达。22脱吸因数可表示为 它在丫 X图上的意义是。23 在填料塔设置中，空塔气速一般取 速的50%-80%若填料层较高，为了有效地润湿填料，塔内应设置 置。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,n 1两层理论板，在全回

11、流条件下，已知Xn 0.25，贝U yn 1 。5. 某精馏塔的精馏段操作线方程为 y 0.75x 0.24，贝U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 pA 155.7kPa，Pb 63.3kPa，贝U平衡时苯的液相组成为x 气相组成为y ，相对挥发度 o8. 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tF泡点tb o9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 ， y

12、n 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 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292mmH,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）， 从第n

13、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。1. 变压吸附是利用 的变化来进行 的分离操作。2. 超临界流体的物性参数在临界

14、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。3. 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 cPC 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，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（ ）。AA、B 两截面间的总能量损失C. A、B两截面间的局部阻力D且流体

15、应呈（C 过渡流A 及粗管截面5直径为 57mm 3.5mm 的细管逐渐扩大到A、A、）D 静止状态B与U管压差计相连，当流体流过时压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速为4m/s，则在粗管内的流速为（）A2m/sB1m/sC 0.5m/s D 6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（）。0.25m / s）。D 质量流速相等A .不变 B.随流速加大而加大C .与u125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流面积的流

16、量计，利用（ A .变动的压强差B9滞流与湍流的本质区别是（AC10动能差）。 滞流的流速大于湍流的B滞流无径向脉动，湍流有径向脉动 在阻力平方区，摩擦系数 （A为常数，与 /d,Re 均无关C11与Re值无关，是/d的函数 流体在圆形直管中作滞流流动时，A12AC速度差 D）来反映流量的。摩擦阻力湍流的Re值大于滞流的湍流时边界层较薄随Re值加大而减小.是Re值与其直管阻力损失与流速/d 的函数u 的关系为（ ）与u2成正比 B .与u成正比 C .与u1.75成正比离心泵的轴功率P与流量Q的关系为（ ）Q 增大， P 增大 Q 增大， P 减小Q增大，P先增大后减小D 与 u0.5 成正比

17、 Q 增大， P 先减小后增大离心泵的扬程是指（ ）A .液体的实际的升扬高度单位重量液体通过泵获得的能量1310C.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B.Q增大，先增大后减小C.Q增大，减小D.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（ ）Q增大，h减小Q增大，h先增大后减小A. Q增大，h增大BC. Q增大，h不变D17. 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（

18、）A . z2z10 Bhf22U2 U12L02P2P1018. 离心泵停止操作时，宜（A.先关出口阀后停电C.先关出口阀或先停电均可19. 离心泵的工作点是指（A.与泵最高效率时对应的点C由管路特性所决定的点.先停电后关出口阀.单级泵先停电，多级泵先关出口阀.由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（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，其对应的温度差为t1和t2，若t

19、1 t2，贝U 1和2的关系为（）20.无法确定2.空气、水、金属固体的导热系数分别为3，其大小顺序为（）2A .1 23. 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、R3的大小为（）AR1(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

20、动力，其中推动力是（ ）。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D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7.计算液体在圆管内对流传热系数，若可采用Nu 0.023Re0.8 Prn，式中指数门为（）A 04BC.被加热时0.4，被冷却时0.3 D8. 水在圆管中强制湍流时的对流传热系数. 0.3.被加热时 0.3，被冷却时 0.4i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 . 1740C . 1000D

21、. 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.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 B11. 在列管式换热器中，）。过渡区20 C ，则换热器.核状沸腾区 C .膜状沸腾区用常压水蒸气冷凝以加热空气，空气平均温度为壁面温度约为（）。A. 20 CB. 100 CC. 60 CD. 40 C（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2. 在一符合亨利定律的气液平衡系统中，溶质在

22、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* X B X X* C Xi X D X Xi4. 某 吸 收过 程 ，已 知 气膜 吸 收 系数 kY 4 10 4 kmol /（m2 s） ， 液 膜 吸收 系 数 kX 8 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），

23、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 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D7. 在填料塔中用清水吸收混合气中的氨，A .增加 B .减小 C.不变 D8. 在逆流吸收塔中，吸收过程为气膜控制，若进塔液体组成气相总传质单元高度将（ ）。A .增加 B .减小 C.近似等于气相传质分系数当用水量减小时，气相总传质单元数 NOG 将（ ）.不确定X2 增大，其他条件不变，则.不确定.不变 D9. 在逆流吸收塔中，用纯溶剂吸收

24、混合气中的溶质。平衡关系符合亨利定律。当进塔气相组成丫1增大，其他条件不变，则出塔气体组成 丫2和吸收率 的变化为（）。A.丫2增大、减小B.丫2减小、增大C.丫2增大、不变D.丫2增大、不确定（四） 精馏1. 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2. 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3. 对于饱和蒸气进料，则 L（） L ， V （ ）V。A

25、.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 不变 C 增大 D 不确定5. 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D.D减小，R不变6. 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7. 精馏操作时，若进料流量F、进料组

26、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 （），提馏段上升蒸气流量V（）。A.增加 B 不变 C 减小D不确定8. 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,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R2。若Xf,iR2D.无法确定9. 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n 1,n,n 1层塔板，其气相组成关系为（）。A. yn 1 yn yn 1B . yn 1n n 1 C .n

27、 1 n n 1 D .不确定11. 某两组分混合物，其中A为易挥发组分，液相组成Xa 0.4，相应的泡点温度为t1，气相组成目a 0.4，相应的露点温度为t2，则（）。A.t1t2B . t1t2C .t1t2D.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/h B . 66.7kmol/h C . 90kmol/h D .不能确定13. 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

28、 D 无法确定14. 在精馏塔设计中，若进料组成Xf、馏出液组成Xd、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,1Rm,2B .Rm,1 =Rm,2C Rm,1Rm,2D 无法比较 Rm,1 与Rm,2 的大小三.计算：（一）流体流动1. 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

29、所示。管道内径为 100m m,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 Re0.1。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0.001 Pa s。2. 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30 m，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 送过程中两槽液面恒定

30、不变，15 C石油的密度为960kg /m3，粘度为 3.43 Pa s。3. 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5m，当输水量为36 m3 / 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4.9 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?9.807 X 104

31、Pa的水洗塔中，贮槽液4. 用离心泵把水从贮槽送至本题附图所示表压强为面恒定，其上方为常压。泵 入口比贮槽液面高米。在某输送量下，泵对每kg水作的功为2 m ,贮槽液面与输送管出口端垂直距离为20317.7 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。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。5. 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1 m/s, 出口管内径为53mm,其

32、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？若泵的效率为65%，则所需轴功率为多少？水的密度取 1000kg / m3。6. 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=7.5mm.Z1=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U3; (2)水管和喷嘴连接处截面上的水流速度U2和压强p2。7. 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

33、，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/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Re，湍流时0.31648.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Re025IS m80m，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：100

34、0kg/m3，1 10 3Pa s，层流时忑，湍流时用于钢管时为了安全加大30%勺安全因素0.3164269.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 压强表读数分别为 88.3103Pa及44.15 103Pa。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:忑光滑管湍流:0.31640.25Re10. 如本题附图

35、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do 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。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。11. 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6

36、0m3/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0.8，管子出口埋在液面下后设总长度变为lle 50m，湖水密度1000kg/m3，泵的效率l le 51.5 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 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恒定，其间

37、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。(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。2. 列管换热器的管束由若干根长为 3m，规格为 25mm X 2.5 mm的

38、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 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。3. 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

39、);水和有机液体与管壁 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。4. 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% 。5. 某列管换热器由多根 25 mm 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

40、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 /(m2 C)。试求加热器所需管数n及单管长度L。6. 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 10000kg/ 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 116.3W/(m2 C),试问当原油

41、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？7. 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。8. 在一传热面积So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

42、为2.8 kg/s，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。9. 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。10. 在一列

43、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 800kg/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。11. 有一单管程列管式换热器，传热面积 S0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。已知水和油的流量分

44、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；两种情况下气体

45、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。2. 在直径为0.8 m的填料吸收塔内，用水吸收分压为1330Pa的氨一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KYa为314k

46、mol/（m3 h），试求所需填料层高度。（操作压强为1.013 X105Pa）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1 m3（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*=1.15X，试求吸收所需的气相总传质单元数。4. 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1 m3/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，操作条件下的

47、气液 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。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 X 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。6. 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。

48、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。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

49、：出塔液相组成，以摩尔比表示；用水量，kg/h。8. 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8m，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。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

50、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）。10. 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 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 1 m/s，试求：m。（1）出塔液相组成X1，摩尔比；（2）气相总传质单元高度,11. 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

51、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。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0.06kmol/（m3 h）,空塔气速为1.2 m/s，试求：（1）用水量，kg /h ；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）2. 已知苯与甲苯两组分体系的相图如图所示，在常 压连续精馏塔中进行分离，已知原料液的组成为0.50 （摩尔分率，下同），料液流量为1000kmol/h， 加料热状态参数q=1.2，操作回流比