1、化工原理試題一填空題：1某設備的真空表讀數為 200mmHg ，則它的絕對壓強為（ ） mmHg ，另一設備的表壓強為50kPa，則它的絕對壓強為 kPa。（當地大氣壓為1.0133 105Pa ）2在靜止的同一種連續流體內部，各截面上 與之和為常數。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EA 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 （ 沒有粘性的流體 ）7. 定態流動指的是 。_8. 不可壓縮流體在

2、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性方程 u1A1 u2A2= ，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12. 流體在圓形管道內作層流流動時的摩擦系數與 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是 的函數，若流動在阻力平方區，則摩擦系數與 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：其摩擦系數的大小取決于 的_ 大小。15. 流體做層流流動時管中心的最大流速是截面上平

3、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 pf p1 p2 p 。21. 對一并聯管路，若各支管內的流動阻力分別為hf,1， hf,2, hf,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為 。24. 當所測量的壓強或

4、壓差太小時，U 管壓差計的讀數太小，此時可選用 壓差計進行測量。25. 孔板流量計測得的是 度，可從 直接讀出被測流體的體積流量。26離心泵必須有，才能防止氣蝕現象的發生。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象的產生，離心泵必須有合適的 。29. 為防止離心泵氣縛現象的產生，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，將可能發生 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 。1. 傳熱的基本方式有、和種。2. 在靜止流體內，熱量主要以 式進行傳遞。3. 單層平壁的導熱熱阻為4. 單層平壁

5、的導熱熱阻與 正比，與 反比。5 .在多層圓筒壁的定態導熱中，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Ti，T2，T3，T4分別為500C、40OC、200C、100C，則各層熱阻之比為 。7. 在應用計算表面傳熱系數的各經驗式時，應該注意公式的 、定性尺寸和定性溫度。8. 在表面傳熱系數關聯式中，Pr (=Cp / )數是表示勺準數。9. 在表面傳熱系數關聯式中，格拉曉夫數 Gr g T 2L3/ 2是表示勺影響。10. 在表面傳熱系數關聯式中，Pr (=Cp / )數是表示勺準數。11. 蒸氣冷

6、凝有和 種方式。12. 液體在大容器內沸騰時，隨著溫度差(tw ts)的不同，出現、和種不同的沸騰狀態。13. 流體在圓形直管中強制湍流傳熱時，對流傳熱系數關聯式為0.023Re0.8Prn，式d中n是為了校正的影響，當流體被加熱時，n等于。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隙中冷凝以加熱管內的空氣，則總傳熱系數K值接近于的對流傳熱系數；管壁的溫度接近于的溫度。16. 黑體的輻射能力與 正比。17在應用對流傳熱系數的各經驗公式時，應注意定性溫度的影響，所謂定性溫度指的18.強化傳熱過程的主要方

7、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 流動,總傳熱系數接近于勺對流傳熱系數。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8則包覆的順序從外到里分別為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），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 丫=1.18X, 貝卩其最小液氣比為。2. 在一常壓填料塔中，用20r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

8、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Na =，其中吸收總阻力1KZ5. 當以Ca cA表示吸收推動力時，吸收速率方程可表示為Na=，其中吸收總阻力=_Kl6. 由于有濃差存在，物質在靜止流體中會以 散的形式傳遞。7. 根據雙膜理論，吸收過程的總阻力 丄=_Ky8. 根據雙膜理論，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 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

9、平衡系統，當總壓增大時，亨利系數E，相平衡常數m。13由于吸收過程中氣相中溶質的分壓總是 容質的平衡分壓，因此吸收操作線總是在平衡線的。14吸收過程中，Kx是以 推動力的總吸收系數，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若總吸收系數和分吸收系數間的關系可表示為，其中表示，K L k L kGkL當 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Kya，對液膜控制的物系，體積吸收總系數KYa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

10、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，用純溶劑吸收混合氣中的溶質，已知進塔氣相組成為0.02（摩爾比）操作液氣比為0.9，氣液平衡關系為丫 1.0X，則溶質組分的回收率最 大可達。22脫吸因數可表示為 它在丫 X圖上的意義是。23 在填料塔設置中，空塔氣速一般取 速的50%-80%若填料層較高，為了有效地潤濕填料，塔內應設置 置。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，其相對揮發度3，對第n,n 1兩層理論板，在全回

11、流條件下，已知Xn 0.25，貝U yn 1 。5. 某精餾塔的精餾段操作線方程為 y 0.75x 0.24，貝U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 pA 155.7kPa，Pb 63.3kPa，貝U平衡時苯的液相組成為x 氣相組成為y ，相對揮發度 o8. 精餾塔有 種進料熱狀態，其中進料的熱狀態參數最大，進料溫度tF泡點tb o9在連續操作的精餾塔中，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 ， y

12、n 1 ， xn 1 。10某連續精餾塔中，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292mmH,假設它們形成的是理想溶液，則其液相組成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， 下同）， 從第n

13、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），兩組分的相對揮發度=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。1. 變壓吸附是利用 的變化來進行 的分離操作。2. 超臨界流體的物性參數在臨界

14、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。3. 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 cPC 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.同一種連續流體D.同一水平面上，同一種連續流體3牛頓粘性定律適用于牛頓型流體，A 滯流流動 B 湍流流動 4在一水平變徑管道上，細管截面差計測量的是（ ）。AA、B 兩截面間的總能量損失C. A、B兩截面間的局部阻力D且流體

15、應呈（C 過渡流A 及粗管截面5直徑為 57mm 3.5mm 的細管逐漸擴大到A、A、）D 靜止狀態B與U管壓差計相連，當流體流過時壓B兩截面間的動能差B 兩截面間的壓強差108mm 4mm 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（）A2m/sB1m/sC 0.5m/s D 6氣體在直徑不變的圓形管道內作等溫定態流動，各截面上的（A .速度相等 B .體積流量相等C .速度逐漸減小7流體在阻力平方區流動時的摩擦阻力（）。0.25m / s）。D 質量流速相等A .不變 B.隨流速加大而加大C .與u125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流面積的流

16、量計，利用（ A .變動的壓強差B9滯流與湍流的本質區別是（AC10動能差）。 滯流的流速大于湍流的B滯流無徑向脈動，湍流有徑向脈動 在阻力平方區，摩擦系數 （A為常數，與 /d,Re 均無關C11與Re值無關，是/d的函數 流體在圓形直管中作滯流流動時，A12AC速度差 D）來反映流量的。摩擦阻力湍流的Re值大于滯流的湍流時邊界層較薄隨Re值加大而減小.是Re值與其直管阻力損失與流速/d 的函數u 的關系為（ ）與u2成正比 B .與u成正比 C .與u1.75成正比離心泵的軸功率P與流量Q的關系為（ ）Q 增大， P 增大 Q 增大， P 減小Q增大，P先增大后減小D 與 u0.5 成正比

17、 Q 增大， P 先減小后增大離心泵的揚程是指（ ）A .液體的實際的升揚高度單位重量液體通過泵獲得的能量1310C.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B.Q增大，先增大后減小C.Q增大，減小D.Q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（ ）Q增大，h減小Q增大，h先增大后減小A. Q增大，h增大BC. Q增大，h不變D17. 離心泵在一定管路系統下工作，壓頭與被輸送液體的密度無關的條件是（

18、）A . z2z10 Bhf22U2 U12L02P2P1018. 離心泵停止操作時，宜（A.先關出口閥后停電C.先關出口閥或先停電均可19. 離心泵的工作點是指（A.與泵最高效率時對應的點C由管路特性所決定的點.先停電后關出口閥.單級泵先停電，多級泵先關出口閥.由泵的特性曲線所決定的點.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閥后面，則壓強表讀數將（）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（二）傳熱1 .雙層平壁定態熱傳導，兩層壁厚相同，各層的導熱系數分別為1和2，其對應的溫度差為t1和t2，若t

19、1 t2，貝U 1和2的關系為（）20.無法確定2.空氣、水、金屬固體的導熱系數分別為3，其大小順序為（）2A .1 23. 通過三層平壁的定態熱傳導，各層界面間接觸良好，第一層兩側溫度為120 C和80 C，第三層外表面溫度為40 C，則第一層熱阻Ri和第二、三熱阻R2、R3的大小為（）AR1(R2R3)B R1(R2R3) C 無法確定 D R1(R2R3)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：總傳熱系數接近于空氣側對流傳熱系數。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 推

20、動力，其中推動力是（ ）。A 兩流體的溫度差BC同一流體的溫度差D6量綱分析的目的是（）。A.得到各變量間定量關系BC.實驗結果可靠D流體溫度和壁面溫度差兩流體的速度差用量綱為一的數群代替變量，使實驗簡化得到量綱為一的數群間的定量關系7.計算液體在圓管內對流傳熱系數，若可采用Nu 0.023Re0.8 Prn，式中指數門為（）A 04BC.被加熱時0.4，被冷卻時0.3 D8. 水在圓管中強制湍流時的對流傳熱系數. 0.3.被加熱時 0.3，被冷卻時 0.4i為1000W /（m2 C），若將水的流量增加一倍,而其它條件不變，則 i 為（ ）A. 2000 B . 1740C . 1000D

21、. 5009. 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tm, 并 B.t m,逆tm,并C.t m逆 t m,并D.無法確定10. 工業生產中，沸騰傳熱應設法保持在（A .自然對流區 B11. 在列管式換熱器中，）。過渡區20 C ，則換熱器.核狀沸騰區 C .膜狀沸騰區用常壓水蒸氣冷凝以加熱空氣，空氣平均溫度為壁面溫度約為（）。A. 20 CB. 100 CC. 60 CD. 40 C（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2. 在一符合亨利定律的氣液平衡系統中，溶質在

22、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* X B X X* C Xi X D X Xi4. 某 吸 收過 程 ，已 知 氣膜 吸 收 系數 kY 4 10 4 kmol /（m2 s） ， 液 膜 吸收 系 數 kX 8 10 4kmol /（m2 s） ，由此可判斷該過程（）。A 氣膜控制 B 液膜控制 C 判斷依據不足 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），

23、溶質的回收率為 90%，則液氣比與最小液氣比之值為 （ ）A 1.5 B 1.8 C 2 D 36. 根據雙膜理論，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將（ ） A 大于液相傳質分系數 B 近似等于液相傳質分系數C.小于氣相傳質分系數D7. 在填料塔中用清水吸收混合氣中的氨，A .增加 B .減小 C.不變 D8. 在逆流吸收塔中，吸收過程為氣膜控制，若進塔液體組成氣相總傳質單元高度將（ ）。A .增加 B .減小 C.近似等于氣相傳質分系數當用水量減小時，氣相總傳質單元數 NOG 將（ ）.不確定X2 增大，其他條件不變，則.不確定.不變 D9. 在逆流吸收塔中，用純溶劑吸收

24、混合氣中的溶質。平衡關系符合亨利定律。當進塔氣相組成丫1增大，其他條件不變，則出塔氣體組成 丫2和吸收率 的變化為（）。A.丫2增大、減小B.丫2減小、增大C.丫2增大、不變D.丫2增大、不確定（四） 精餾1. 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2. 精餾塔的設計中，若進料熱狀態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 N（）， L（）， V （）， L（ ）， V（ ）A.減小B不變C增大D不確定3. 對于飽和蒸氣進料，則 L（） L ， V （ ）V。A

25、.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 不變 C 增大 D 不確定5. 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、進料熱狀態參數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D.D減小，R不變6. 操作中的精餾塔，若進料流量F、進料組成xf、進料熱狀態參數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7. 精餾操作時，若進料流量F、進料組

26、成xf、進料熱狀態參數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 （），提餾段上升蒸氣流量V（）。A.增加 B 不變 C 減小D不確定8. 用某精餾塔分離兩組分混合物，規定餾出液組成Xd、釜殘液組成Xw。當進料組成為Xf,i時，相應的回流比為Ri，進料組成為Xf,2時，相應的回流比為R2。若Xf,iR2D.無法確定9. 精餾塔設計中，增大操作壓強，則相對揮發度（），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n 1,n,n 1層塔板，其氣相組成關系為（）。A. yn 1 yn yn 1B . yn 1n n 1 C .n

27、 1 n n 1 D .不確定11. 某兩組分混合物，其中A為易揮發組分，液相組成Xa 0.4，相應的泡點溫度為t1，氣相組成目a 0.4，相應的露點溫度為t2，則（）。A.t1t2B . t1t2C .t1t2D.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/h B . 66.7kmol/h C . 90kmol/h D .不能確定13. 完成某分離任務需理論塔板數為 N 7 （包括再沸器），若總塔板效率Et 50%，則塔內需實際塔板數為（）。A. 14層 B . 10層 C 12層

28、 D 無法確定14. 在精餾塔設計中，若進料組成Xf、餾出液組成Xd、釜殘液組成Xw、回流比R及相對揮發度均不變，當進料熱狀態參數q值增大時，則所需理論板數將（）。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、相對揮發度及進料熱狀態參數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Xf,1Rm,2B .Rm,1 =Rm,2C Rm,1Rm,2D 無法比較 Rm,1 與Rm,2 的大小三.計算：（一）流體流動1. 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

29、所示。管道內徑為 100m m,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為300mmHg。流量計的進口至喉部的阻力系數為0.15，管路中摩擦系數 與Re的關系為=0.002 Re0.1。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0.001 Pa s。2. 用離心泵將地下貯槽中的石油以 40m3/h的流率，108mm 4mm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 400m，試計算輸送15 C的石油時所需泵的有效功率。設輸 送過程中兩槽液面恒定

30、不變，15 C石油的密度為960kg /m3，粘度為 3.43 Pa s。3. 如圖所示的輸水系統，用泵將水池中的水輸送到敞口高位槽，系統管徑均為 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5m，當輸水量為36 m3 / h時，進水管道的全部阻力損失為1.96 J/kg，出水管的全部阻力損失為4.9 J/kg，壓力表的讀數為2.5 X 105 Pa,泵的效率為70%，試求：(1) 兩液面的高度差為多少m ?(2) 泵所需的實際功率為多少？(3) 真空表的讀數為多少Pa?9.807 X 104

31、Pa的水洗塔中，貯槽液4. 用離心泵把水從貯槽送至本題附圖所示表壓強為面恒定，其上方為常壓。泵 入口比貯槽液面高米。在某輸送量下，泵對每kg水作的功為2 m ,貯槽液面與輸送管出口端垂直距離為20317.7 J /kg ,管內的摩擦系數為 0.018。泵的吸入和壓出管路總長分別為10m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 108mm 4mm。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。5. 用一離心泵將水由水池送到高位槽，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53mm,其

32、末端高出水面15m。若輸送過程的總壓頭損失為 3m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？水的密度取 1000kg / m3。6. 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d2=13mm, d3=7.5mm.Z1=12m , Z2 Z3=6.5 m ,整個管路的摩擦損失2m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度U2和壓強p2。7. 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

33、，管路總長為50m （包括管件、閥門的當量長度） 泵送液體流量為2.015 10 3m3/s，操作條件下液體的密度為1260kg/m3，黏度為1 10 3 Pa s，若泵的效率為60%，試求泵的軸功率（kW ）。摩擦系數可按下式計算：層流時Re，湍流時0.31648.如本題附圖所示，用泵將河水經57mm 3.5 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Re025IS m80m，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。數據：100

34、0kg/m3，1 10 3Pa s，層流時忑，湍流時用于鋼管時為了安全加大30%勺安全因素0.3164269.黏度為30cP、密度為900kg/m3的液體，自開口 槽A經 45mm 2.5 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 壓強表讀數分別為 88.3103Pa及44.15 103Pa。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 計算式為為：層流:忑光滑管湍流:0.31640.25Re10. 如本題附圖

35、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 R為0.54 m，孔板直徑do 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 50m。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 為0.0185，若泵的效 率為0.8，試求泵的軸功率。11. 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6

36、0m3/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。數據：摩擦系數=0.02，包括一切局部阻力在內的管子總長度0.8，管子出口埋在液面下后設總長度變為lle 50m，湖水密度1000kg/m3，泵的效率l le 51.5 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 3 104Pa (表壓)的設 備中？已知輸送管路直徑為73mm 4mm，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

37、的垂直距離為8.5 m。管路中液體流動時的摩擦系數可取為0.03。(二) 傳熱1. 某日化廠一列管換熱器由25mm X 2 mm的不銹鋼管 136根組成，平均比熱為4.187 kJ /(kg C)的某溶液在管程作湍流流動，其流量為15000kg / h,并由15 C加熱到100 C ,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為523W/(m2 C),蒸汽對管壁的對流傳熱系數為11630W /(m2 C),鋼管的導熱系數=41W/(m C)，污垢層熱阻忽略不計。試求：管程為單程時的列管長度。2. 列管換熱器的管束由若干根長為 3m，規格為 25mm X 2.5 mm的

38、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分別為 850W/(m2 C)和1700W/(m2 C),污垢熱阻和管壁熱阻可忽略。若維持水的出口溫度為 50 C ，試求所需的列管數。取苯的比熱容為1900J/(kg K)，密度為 880kg/m3。3. 在一內管為 20 mm X 2 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30 C和40 C ;有機液體的質量流量為 300kg/h，進出、口溫度分別為105 C和50 C，平均比熱為1.88 kJ /(kg C

39、);水和有機液體與管壁 的對流傳熱系數分別為2810W/(m2 C)及1640W/(m2 C)，管壁和污垢熱阻可忽略， 試求傳熱系數及套管長度。4. 在一傳熱外表面積為300m2的單程列管式換熱器中，300 C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 X 104 kg/h， 平均比熱均為1.05 kJ /(kg C)，試求總傳熱系數。假設換熱器的熱損失為殼方氣體傳熱 量的 10% 。5. 某列管換熱器由多根 25 mm X 2.5 mm的不銹鋼管組成，將平均比熱為1.76 kJ /(kg C) 密度為858kg/m3的某液體由20

40、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 總傳熱系數為774W /(m2 C)。試求加熱器所需管數n及單管長度L。6. 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 10000kg/ 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 K 為 116.3W/(m2 C),試問當原油

41、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？7. 有一列管式換熱器由 25mm X 2.5 mm、長為3m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。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。8. 在一傳熱面積So為15m2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。空氣流量

42、為2.8 kg/s，其進口溫度為30 C，比熱容可取為1 kJ /(kg C)，空氣對流傳熱系數為 87W/(m2 C)，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20m2的換熱器中，用溫度為20 C、流量為13200kg/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K0。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 ，試求總傳熱系數下降的百 分數。水的比熱容可取為4.2 kJ/(kg C),換熱器的損失可忽略。10. 在一列

43、管式換熱器中，用飽和蒸氣將流量為53m3/h的某油品從60 C加熱到80 C，已知油品的密度為 800kg/m3，比熱容為2.0 kJ/(kg C)。換熱器的管束由 368根 19mm X2mm的管子所組成，每根管子長度為6m。若基于管子外表面的總傳熱系數 為 110W/(m2 C) ，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 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4m2，列管直徑為 25mm X 2.5 mm。用溫 度為25 C的水將油由200 C冷卻至100 C ,水走管內，油走管間，并呈逆流流動。已知水和油的流量分

44、別為1200kg/h和1400kg/h，其比熱容分別為4.18 kJ /(kg C)和2.0 kJ /(kg C)；水側和油側的對流傳熱系數為 1800W/(m2 C)和200W/(m2 C)。污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？12. 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。 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

45、物性可視為不 變； K i， i Wc0.8 。（三）吸收1. 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。2. 在直徑為0.8 m的填料吸收塔內，用水吸收分壓為1330Pa的氨一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1390kg/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KYa為314k

46、mol/（m3 h），試求所需填料層高度。（操作壓強為1.013 X105Pa）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1 m3（標準）/s,混合氣中含甲醇20g/m3，吸收率為95%，適宜的液氣比是最小液氣比的125%，該條件下氣液平衡關系為Y*=1.15X，試求吸收所需的氣相總傳質單元數。4. 某連續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 分可視為惰性組分），殘氣進塔流量為1 m3/s（以標準狀態計），含甲醇25g/m3（標準狀 態），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

47、氣液 平衡關系為 Y*=1.1 X ，求塔底吸收液出口組成及此吸收過程的氣相總傳質單元數。5.110 kPa下定態操作的氨吸收塔的某截面上，含氨0.03 （摩爾分數）的氣體與氨濃度為1 kmol /m3的氨水相遇，已知氣膜傳質系數 kG =5X 10 9 kmol /（m2 s Pa）,液膜傳質系數kL=1.5 X 10 4 m/s,其平衡關系可以用亨利定律表示，溶解度系數H為7.3 X10 4 kmol /（m3 Pa）,試求：以分壓差表示的總推動力，總傳質系數和傳質速率。氣膜、液膜阻力占總阻力的百分比。6. 某廠有一填料吸收塔，直徑為880mm ,填料層高6m，所用填料為56mm的拉西環。

48、在 25 C及1atm時，每小時處理2000m3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*=2X ，試計算氣相總體積傳質系數 KYa。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），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

49、：出塔液相組成，以摩爾比表示；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8m，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，下同），出塔氣相組成為0.0026，混合氣中惰氣流量為100m3（標準）/h，清水流量為0.1 m3/h。操作條件下氣液平衡關系為 Y* =0.526 X （ Y，X為摩爾比）,若填料

50、層高度為1.5 m，塔內徑為0.2 m，試求該塔的氣相體積總傳質系數 KYa， kmol/（m3 h）。10. 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 KYa為180kmol /（m3 h）。若混合氣 流量為2826m3（標準）/h，按標準狀態下計的氣體空塔速度為 1 m/s，試求：m。（1）出塔液相組成X1，摩爾比；（2）氣相總傳質單元高度,11. 在常壓逆流操作的填料吸收塔中，用清水吸收氨一空氣混合氣體中的

51、氨，混合氣的質量流速為580kg/（m2 h），組成為6% （體積），吸收率為 99% ;水的質量流速為770kg /（m2 h）。操作條件下的氣液平衡關系為 Y*=0.9X（Y, X為摩爾比），若填料層 高度為4m,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4500m3（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 X 105 Pa，溫度為30 C，氣液平衡關系為Y*=1.2X（Y, X為摩爾比）， 氣相體積總傳質系數KYa為0.06kmol/（m3 h）,空塔氣速為1.2 m/s，試求：（1）用水量，kg /h ；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，理論塔板數減少，試繪出精餾段和提餾段的操作線（簡圖）2. 已知苯與甲苯兩組分體系的相圖如圖所示，在常 壓連續精餾塔中進行分離，已知原料液的組成為0.50 （摩爾分率，下同），料液流量為1000kmol/h， 加料熱狀態參數q=1.2，操作回流比