化學(xué)工程基礎(chǔ)復(fù)習(xí)題

1、修正版）一、填空題流體在一根圓形水平直管中流動，測得其平均流速為05ms,雷諾數(shù)-1Re=1000，壓降p=10Pa，問管中心處的最大流速為ms。若平-1均流速增大為1ms,則壓降p為Pa。反應(yīng)器內(nèi)流體的混和按考察的尺度可劃分為混和和混和。TOC o 1-5 h z填料吸收塔正常操作時，若液氣比增大,則吸收液的出塔濃度,吸收的推動力。某間壁式換熱器傳熱面積為2.5m2，傳熱平均溫差為45K，傳熱速率為9000W,則該換熱器此時的總傳熱系數(shù)K=。氣體的粘度值隨溫度的升高而；液體的粘度值隨溫度的升高而。雷諾數(shù)Re是流體流動的判據(jù)。流體在管道中流動，當Re時為穩(wěn)定層流；當Re時，可以形成湍流；只有當

2、Re時，方可達到穩(wěn)定的湍流?；钊鞣磻?yīng)器的量綱一平均停留時間（無因次平均停留時間）等于；其停留時間的量綱一方差（無因次方差）為。在連續(xù)接觸的填料塔內(nèi)，進行定常等溫吸收操作,填料層高度的計算，可由物料衡算式和吸收速率方程聯(lián)列導(dǎo)出計算式，填料層總高度等于和之乘積。列舉四種工業(yè)上常用的間壁式熱交換器：、伯努利方程適用的條件是在流動時的流體。11流體在水平等徑的直管中流動時，存在著摩擦阻力造成的能量損失Hf,所損失的能量由機械能中的轉(zhuǎn)換而來，由此而產(chǎn)生流體的下降。12.在研究流體流動規(guī)律時，要注意區(qū)分是定常（或稱定態(tài)）流動和不定常（或稱不定態(tài)）流動，穩(wěn)定態(tài)和不穩(wěn)定態(tài)。如果所考察的流體流動過程或系統(tǒng)中任

3、何一個部位或任何一個點上的流體性質(zhì)和過程參數(shù)都不隨時間而改變，則該過程為過程，反之，則為過程。當流體流動過程的雷諾數(shù)大于1X104時，可以認為是的湍流；當雷諾數(shù)在20004000之間流體的流動型態(tài)為的過渡區(qū)域。13.流化床反應(yīng)器中常需選用合適的氣體分布板和增設(shè)導(dǎo)向板等內(nèi)部構(gòu)件，其目的是為了克服等不正常流化現(xiàn)象，用以改善聚式流化床的流化質(zhì)量。精餾段與提餾段操作線交占向14在精餾過程中，當回流比加大時并，精餾段與提餾段操作線交點向以為極限；回流比減小時,精餾段與提餾段操作線交點向動，并以為極限。15.套管換熱器中，逆流操作的主要優(yōu)點是，并流操作的主要優(yōu)點是16.彼克列模數(shù)Pe-8,反應(yīng)器內(nèi)返混，趨

4、近于模型;彼克列模數(shù)Pe-0，反應(yīng)器內(nèi)返混，趨近于模型。17.流體在圓管內(nèi)做層流流動時，其最大流速為平均流速的倍；湍流時，其最大流速約為平均流速的倍。19精餾操作中回流比R是一個重要的參數(shù),其定義為R18.畫出下列典型反應(yīng)器停留時間分布密度曲線的示意圖:,在精餾操作中，若塔板數(shù)保持不變,增大回流比，則所得的塔頂產(chǎn)品純度將。若減少回流比且要維持塔頂產(chǎn)品的塔板數(shù)。純度不變則需20.冷流體在加熱管中升溫至363K，操作中管壁溫度與流體入口溫度均未變，未出現(xiàn)污垢，總傳熱總系數(shù)也不變，但冷流體出口溫度降至350K?？赡艿脑蚴?，這時,傳熱速率比原先的要。流體流動的連續(xù)性方程u1A1=u2A2是在條件下得

5、出。它僅適用于的流體，它是原理在化學(xué)工程中的應(yīng)用。國際單位制的壓強采用專用名稱單位Pa，其國際制基本單位表達式（單位因次式）為。設(shè)E1和E2分別為平行反應(yīng)過程中主、副反應(yīng)的活化能，請在下圖中畫出平行反應(yīng)選擇性與溫度的關(guān)系。I111顱嶺34r24液體的粘度隨溫度升高而，因此溫度升高，固體顆粒在液體中的沉降速TOC o 1-5 h z度_。氣體的粘度隨溫度升高而_，因此溫度升高，固體顆粒在氣體中的沉降速度。一個填料吸收塔逆流操作時，若循環(huán)使用的吸收劑中吸收質(zhì)含量降低，其它操作條件保持不變,則出口氣體中吸收質(zhì)的含量將,吸收率將。在加熱或冷卻時，若單位時間傳遞的熱量一定，則在同一換熱設(shè)備中，采用逆流操

6、作比并流操作，加熱劑或冷卻劑的用量要_。若單位時間傳遞的熱量一定，加熱劑或冷卻劑的用量也一定，則逆流操作所需換熱設(shè)備的傳熱面積要比并流操作的。單分子單方向擴散速率方程與等分子反向擴散速率方程適用于不同的場合，如吸收過程屬于過程，而雙組分精餾屬于過程。若流體在連續(xù)流動管式反應(yīng)中流動時，達到了的程度，則該反應(yīng)器可稱為活塞流反應(yīng)器。在圓形直管中流動的流體，流動型態(tài)分為和。其中判斷流體流動型態(tài)的特征數(shù)是。對于雙組分液體的連續(xù)精餾過程。在分離任務(wù)和進料熱狀況給定的情況下，若增加回流比,將使減少，卻使增加。熱傳導(dǎo)是在物體內(nèi)部或者物體與物體接觸中，由于傳遞熱能；而對流傳熱是由于傳遞熱能。在下列TxA圖中分別

7、標繪出氣固相催化反應(yīng)過程的操作線。TOC o 1-5 h z孔板流量計和轉(zhuǎn)子流量計測流量都是依據(jù)原理，前者通過所測來計算流體的流量，后者由來確定流量的大小。相際傳質(zhì)過程主要依靠物質(zhì)的擴散作用，而物質(zhì)的擴散主要有兩種基本方式：物質(zhì)借分子運動由一處向另一處轉(zhuǎn)移而進行物質(zhì)擴散的方式，即為；物質(zhì)因流體的旋渦運動或流體質(zhì)點的相對位移而進行物質(zhì)擴散的方式即為。在列管換熱器中用飽和水蒸氣加熱某溶液，通常使走殼程，走管程。在活塞流反應(yīng)器（PFR）中進行簡單零級反應(yīng)時，在恒定操作條件下，轉(zhuǎn)化率XA隨加料的初始濃度cA,o增加而；進行簡單一級反應(yīng)時，xA隨cA,o增加而。工業(yè)反應(yīng)器的放大設(shè)計方法，過去曾主要采用的

8、方法，直至20世紀中葉的方法才漸趨成熟起來，尤其是計算機及軟件系統(tǒng)的迅速發(fā)展，為這種新興的方法提供了有效的手段。以單位重量為基準，不可壓縮實際流體的伯努利方程式為，各項的單位為。根據(jù)雙膜模型的基本假設(shè),氣液兩相的擴散阻力集中在兩層虛擬的靜止膜層內(nèi),若用水吸收NH3或HC1，傳質(zhì)阻力幾乎全集中于，通常稱為控制；若用水吸收02或N2,傳質(zhì)阻力幾乎全集中于，通常稱為控制。平壁爐爐膛溫度為1300K，爐壁由內(nèi)向外由耐火磚，保溫磚和裝飾層組成，保溫磚外側(cè)溫度為353K，裝飾層外側(cè)溫度為333K。若在保溫磚與裝飾層之間再加一層保溫材料，則溫度變化情況為：保溫磚外側(cè)溫度;裝飾層外側(cè)溫度。用脈沖法實驗測得一連

9、續(xù)流動反應(yīng)器的平均停留時間=60s，停留時間的方差=360s,若用多釜串聯(lián)模型和軸向擴散模型來描述其中的返混情況，此時模型參數(shù)N和Pe分別為和。從壓強恒定的粗水管A向一條管徑相同的水平支管供水，支管中有一閘閥F（如圖），考慮到直管BC，DE和閘閥的能量損失，當閥門由全開變?yōu)榘腴_時,支管出口處的流量將，直管DE的阻力損失將，使閥門下游D處的壓強將。精餾是利用液體混合物中各組分不同的特性來進行分離的。這種分離操作是通過間的質(zhì)量傳遞實現(xiàn)的。TOC o 1-5 h z平板換熱器的板面通常壓制成各種形式的波紋，其作用是、和。氣體的粘度值隨溫度的升高而；液體的粘度值隨溫度的升高而。彼克列模數(shù)Pef，反應(yīng)器

10、返混，趨近于模型；彼克列模數(shù)Pef0，反應(yīng)器內(nèi)返混，趨近于模型。在研究流體流動規(guī)律時，要注意區(qū)分是定常（或稱定態(tài)）流動和不定常（或稱不定態(tài)）流動，穩(wěn)定態(tài)和不穩(wěn)定態(tài)。如果所考察的流體流動過程或系統(tǒng)中任何一個部位或任何一個點上的流體性質(zhì)和過程參數(shù)都不隨時間而改變，則TOC o 1-5 h z該過程為_過程，反之，則為過程。當流體流動過程的雷諾數(shù)大于1X104時，可以認為是的湍流；當雷諾數(shù)在20004000之間流體的流動型態(tài)為的過渡區(qū)域。某混合氣體在標準狀況下有Vm3,其中溶質(zhì)A為nAmol,其余為惰性組分B,則組分A的摩爾分數(shù)為，摩爾比（比摩爾分數(shù)）為。為強化傳熱，人們設(shè)計了管外加翅片的換熱器。它

11、適用于管內(nèi)，而管外的情況。54精餾操作的原理。實現(xiàn)精餾操作的必要條件是_和。55氣液兩相成平衡狀態(tài)時，氣液兩相溫度，液相組成氣相組成。56用相對揮發(fā)度a表示的氣液平衡方程可寫為根據(jù)a的大小，若a=1，則表可用來示57某兩組分物系，相對揮發(fā)度a=3，在全回流條件下進行精餾操作，對第n、n+1兩層理論板（從塔頂往下計），若已知yn=0.4，則yn+1=。全回流操作通常適用于或。58在總壓為1013kPa、溫度為85C下，苯和甲苯的飽和蒸氣壓分別PA二1169kPapg二46kPa為、，則相對揮發(fā)度a=，平衡的液相組成xA=,氣相組成yA=y=0.72x某精餾塔的精餾段操作線方程為，則該塔的操作回流

12、比TOC o 1-5 h z為，回流液組成為。最小回流比的定義是，適宜回流比通常取為Rmin。精餾塔進料可能有種不同的熱狀況，當進料為氣液混合物且氣液摩爾比為2:3時，則進料熱狀況參數(shù)q值為。在流動系統(tǒng)中，若截面上流體壓強、密度、流速等僅隨改變，不隨改變，稱為穩(wěn)定流動。流體在圓形直管中作層流流動,如果流量等不變,只是將管徑增大一倍,則阻力損失為原來的。離心泵起動時需。雷諾準數(shù)的表達式為。當密度P=820kgm-3,粘度u=3厘泊的某物質(zhì)，在內(nèi)徑為d=100mm，以流速為2ms-1在管中流動時，其雷諾準數(shù)等于其,流動類型為.牛頓粘性定律用粘滯力的表達式為.用剪應(yīng)力的表達式為.當20C的水（P=9

13、982kg.m-3,卩=1.005厘泊）在內(nèi)徑為100mm的光滑管內(nèi)流動時,若流速為1.5m.s-1時,其雷諾準數(shù)Re為,直管摩擦阻力系數(shù)入為.某長方形截面的通風(fēng)管道，其截面尺寸為30X20mm,其當量直徑de為.69.流體體積流量一定時，有效截面擴大，則流速，動壓頭，靜壓頭（增加、減少、不變）。套管由申57x2.5mm和申25x2.5mm的鋼管組成，則環(huán)隙的流通截面積等于TOC o 1-5 h z，潤濕周邊等于，當量直徑等于。某流體在圓形直管中作滯流流動時，其速度分布是型曲線，其管中心最大流速為平均流速的倍，摩擦系數(shù)入與Re的關(guān)系為。流體在管內(nèi)作湍流流動時（不是阻力平方區(qū)），其摩擦系數(shù)入隨和

14、而變。二、判斷題流體流動時，其粘度越大，內(nèi)摩擦力越大。（）當熱、冷流體均無相變,且進出口溫度不變時，逆流操作時平均溫度差Tm最大，并流操作時Tm最小，任何其它復(fù)雜流程皆介于兩者之間。（）液體的粘度受壓力的影響很小，但隨溫度的升高而顯著地降低；氣體的粘度則隨溫度的升高而增大，也隨壓力的增大而有所增大。（）流體通過孔板流量計中孔板所造成的阻力，隨著流量的增加而增加；同樣流體通過轉(zhuǎn)子流量計中轉(zhuǎn)子處所造成的阻力，也隨著流量的增加而增加。（）兩種導(dǎo)熱系數(shù)不同的保溫材料用于圓管外保溫，導(dǎo)熱系數(shù)小的放在內(nèi)層，保溫效果較好，即單位長度圓管熱損失小。當此二種材料用于冷凍液管道保冷時，則應(yīng)將導(dǎo)熱系數(shù)大的放在內(nèi)層，

15、以減少單位長度圓管的能損失。（）流體在圓形管道內(nèi)湍流流動時，管中心處的流速最大，約為流體在管道中的平均流速的1.151.27倍。.（）導(dǎo)熱系數(shù)和傳熱膜系數(shù)都是物質(zhì)的物理性質(zhì)之一。（）在工業(yè)生產(chǎn)中，對間歇反應(yīng)器里所進行的零級恒容反應(yīng)，當反應(yīng)溫度及反應(yīng)時間一定時，欲提咼轉(zhuǎn)化率XA，可以提咼反應(yīng)物的初始濃度。(導(dǎo)熱系數(shù)與傳熱膜系數(shù)，都是物質(zhì)的物理性質(zhì)()對于簡單反應(yīng)，無論是放熱反應(yīng)還是吸熱反應(yīng)，提咼溫度總是有利于加大反應(yīng)速度()用兩個同樣的孔板流量計分別測量水平和垂直安裝的管徑相同的管道的流量時，如果兩管道的體積流量相同，則兩孔板流量計的液柱壓差計的讀數(shù)也相同。()多層平壁定態(tài)熱傳導(dǎo)時，各層壁面的溫

16、度差與其熱阻之比等于總溫差與總熱阻之比。()對應(yīng)于停留時間分布密度函數(shù)E(t)最大值的時間即為平均停留時間。()當系統(tǒng)溫度升咼及總壓強降低時,溶解度常數(shù)H減小,相平衡常數(shù)m增大。.()冷熱兩流體經(jīng)間壁進行定態(tài)換熱，若間壁兩側(cè)流體溫度均沿壁面而變化，且冷熱流體進出口溫度均保持不變時，則逆流操作的傳熱平均溫度差比并流TOC o 1-5 h z時的傳熱平均溫差大。()流體在一帶錐度的圓管內(nèi)流動，當流經(jīng)AA和BB兩個截面時，雖然平均流速uA*uB,但uA與uB均不隨時間而變化。這一流動過程仍是定態(tài)流動。()為提高總傳熱系數(shù)K,必須改善傳熱膜系數(shù)大的一側(cè)的換熱條件。()當管外壁保溫材料的厚度增大時，保溫

17、層內(nèi)外壁間的溫度差增大，總的熱則雷諾數(shù)的值為原來的2倍。()阻也增大。但傳熱溫度差與總熱阻之比基本不變，即傳熱速率也基本不變。()對于同一種保溫材料，其堆積密度越小保溫越有利。()對于氣固相催化反應(yīng)過程，在消除了外擴散影響的前提下，內(nèi)擴散過程影2響是否存在及其影響程度，可由內(nèi)擴散效率因子的數(shù)值來判斷：當實驗測得內(nèi)擴散效率因子=0.3時，則表明該過程內(nèi)擴散影響不太顯著，內(nèi)表面利TOC o 1-5 h z用率較高。()流體在等徑的直管中作定常態(tài)流動時，由于流體流動而有摩擦阻力，因此，流體的壓強將沿管長而降低，流速也隨之沿管長而變小。()冷熱兩流體經(jīng)間壁進行定態(tài)換熱，若間壁兩側(cè)流體溫度均沿壁面而變化

18、，且冷熱流體進出口溫度均保持不變時，則逆流操作的傳熱平均溫度差比并流時的傳熱平均溫差大。()在一個連續(xù)、定態(tài)的流動系統(tǒng)中，當系統(tǒng)與外界無能量交換時，系統(tǒng)的機械能守恒。()冷、熱兩流體經(jīng)間壁換熱時，若間壁兩側(cè)均為定態(tài)變溫傳熱，則逆流操作的傳熱溫差比并流大。()工業(yè)上流體輸送過程中，被輸送的流體大多數(shù)處于湍流狀態(tài)，但也有一些例外，如粘度較大油品的輸送即屬此例。()多層固體平壁定態(tài)導(dǎo)熱時，總推動力為各層溫差之和，總熱阻為各層熱阻之和，總導(dǎo)熱速率為各層導(dǎo)熱速率之和。()流體在圓管內(nèi)流動，若流量不變，而使管徑增大一倍(設(shè)流體的物性不變)當選用多種絕熱材料時，在耐熱性等條件允許時，為提高保溫效果，應(yīng)將TO

19、C o 1-5 h z導(dǎo)熱系數(shù)大的包扎在內(nèi)層。()冷、熱流體在套管換熱器中進行定態(tài)換熱(都無相變)，若熱流體的進口溫度T1上升，而冷流體的進口溫度、冷流體的質(zhì)量流量、熱流體的質(zhì)量流量及物性數(shù)據(jù)均保持不變，則對數(shù)平均溫差將不變。()流體在圓形管道內(nèi)湍流流動時，管中心處的流速最大，約為流體在管道中的平均流速的1.151.27倍。()冷、熱流體通過間壁進行熱交換時，提高原來的傳熱膜系數(shù)1和2中較小個的數(shù)值，對總傳熱系數(shù)的提高影響不大。()敞口容器內(nèi)靜止水面下1m處測得的表壓強為9.81kPa。()當熱、冷流體均無相變,且進出口溫度不變時，逆流操作時平均溫度差Tm最大，并流操作時Tm最小，任何其它復(fù)雜

20、流程皆介于兩者之間。()du牛頓粘性定律的表達形式為,即剪應(yīng)力T與速度梯度成正dy-d(u門T：Pdy比；上式變換后可寫成，它的物理意義可理解為流體在層流時的動量傳遞速度與單位體積流體的動量梯度成正比。()在列管換熱器中,如用飽和水蒸氣加熱管內(nèi)空氣,則傳熱管的壁溫接近于空氣的溫度。()在流體流動系統(tǒng)中，存在明顯速度梯度的區(qū)域稱為流體流動邊界層。邊界層的厚度與雷諾數(shù)Re有關(guān)。Re越大，邊界層的厚度越大。()在套管式換熱器中進行冷、熱流體的傳熱過程中，由于沿管長方向各部位的溫度是不同的，所以這種傳熱稱為非定態(tài)傳熱。在對流傳熱過程中，若兩種流體的傳熱膜系數(shù)分別為a1和a2，且a1a2,在忽略固體壁面

21、熱阻的情況下，總傳熱系數(shù)K接近于a1()石油催化裂化工業(yè)裝置采用密相流化床設(shè)備，為使設(shè)備能穩(wěn)定操作，則實際操作氣流速度必須小于臨界流化速度，大于帶出速度。()流體流動邊界層分為層流邊界層和湍流邊界層。一般說的層流內(nèi)層即為層流TOC o 1-5 h z邊界層。()為提高總傳熱系數(shù)K,必須改善傳熱膜系數(shù)大的一側(cè)的給熱條件。()流體流動時，其粘度越大，內(nèi)摩擦力越大。()已知單層平壁內(nèi)的熱傳導(dǎo)，在壁厚方向上溫度隨厚度變化呈線性關(guān)系。同理，單層圓筒壁內(nèi)的導(dǎo)熱，溫度與半徑的關(guān)系也是線性的。()實際流體在定態(tài)流動過程中，存在著三種不同的流型：層流、湍流和過渡流。()流體流經(jīng)固體表面時存在邊界層，邊界層內(nèi)傳熱

22、以熱傳導(dǎo)方式為主，存在較大的溫度梯度，而溫度梯度存在的區(qū)域稱為傳熱邊界層。所以，流動邊界層和傳熱邊界層實際上是同一個概念。()流體在一帶錐度的圓管內(nèi)流動，當流經(jīng)AA和BB兩個截面時，雖然平均流速uA*uB,但uA與uB均不隨時間而變化。這一流動過程仍是定態(tài)流動。.()47.多層平壁定態(tài)熱傳導(dǎo)時，各層壁面的溫度差與其熱阻之比等于總溫差與總熱阻之比。)對于同一種保溫材料，其堆積密度越小保溫越有利。()在氣固相催化反應(yīng)動力學(xué)研究中，為了消除內(nèi)擴散過程的影響，通常保持在溫度、空間速度和反應(yīng)物濃度不變的條件下，測定催化劑不同粒徑下的轉(zhuǎn)化率。當粒徑減小到一定程度后，轉(zhuǎn)化率不再改變，說明在該粒徑下，已消TO

23、C o 1-5 h z除了內(nèi)擴散過程的影響。()難溶的氣體，吸收阻力主要集中在氣膜上。()亨利定律的表達式之一為p二Ex,若某氣體在水中的亨利系數(shù)E值很大，說明該氣體為易溶氣體。()工業(yè)上一般吸收是在吸收塔中進行的。象傳熱一樣，氣液間逆流操作有利于吸收完全并可獲得較大的吸收推動力。()吸收過程中，當操作線與平衡線相切或相交時所用的吸收劑最少，吸收推動力最大。()三.選擇題在下列各種流量計中，哪一種流量計引起的局部阻力不隨流量的增加而顯著增大?(B)孔板流量計；(B)轉(zhuǎn)子流量計；(C)文氏流量計；(D)毛細管流量計。對于逆流接觸的吸收過程,液氣比的大小對吸收操作具有較大的影響。通常,實際操作的液

24、氣比常以最小液氣比的倍數(shù)來表示。當單位吸收耗劑用量趨于最小液氣比時,則有(B)吸收過程推動力趨于最大,吸收塔所需高度趨于最小;吸收過程推動力趨于最小,吸收塔所需高度趨于最大;吸收過程推動力趨于最大,吸收塔所需高度趨于最大;吸收過程推動力趨于最小,吸收塔所需高度趨于最小精餾塔的設(shè)備費用與選擇回流比R的大小有關(guān)。兩者的關(guān)系是隨著(D)R增大,設(shè)備費用增大；R增大,設(shè)備費用減小;R增大,設(shè)備費用先增大后減?。籖增大,設(shè)備費用先減小后增大。水從高位槽中流出時，則.(B)水的靜壓能轉(zhuǎn)變?yōu)閯幽?；水的位能轉(zhuǎn)變?yōu)閯幽?；除水的靜壓能轉(zhuǎn)變?yōu)閯幽芡猓捎谖荒艿臏p少，水的內(nèi)能略有下降；除水的位能轉(zhuǎn)變?yōu)閯幽芡猓捎陟o壓

25、能的減少，水的內(nèi)能略有下降；在連續(xù)精餾加料操作線方程(q線方程)中的q值，可視為總進料量中參與回流的料液量所占的分數(shù)。因此飽和液體(泡點溫度)進料時的q值為.(B)0;(B)1;(C)小于0的值；(D)大于1的值。冷熱兩流體在逆流換熱時,冷流體的出口極限溫度可能是(B)等于或接近于熱流體的進口溫度；低于或接近于熱流體的進口溫度；高于或接近于熱流體的進口溫度;遠高于熱流體的進口溫度。流量為0.01m3h-l的流體從套管環(huán)隙(套管外管內(nèi)徑為50mm，內(nèi)管外徑為25mm，管壁為2.5mm)中流過，流體的流速為(C)-1-1-1-120.5ms；(B)14.2ms；(C)6.8ms；(D)31.8ms

26、如圖所示,A和B兩條平行直線為某一個填料吸收塔在兩種情況下的操作線。比較兩種操作情況下的塔頂尾氣中吸收質(zhì)含量丫2和塔底溶液中吸收質(zhì)的含量X,可知(B)(Y2)a(Y2)b；(X)a(Y2)a(Y2)b；(X)a(Y2)b；(X)a(X)b(2)A=(2)B;(1)A(1)BYYX=X在一個單程列管式換熱器中，殼程內(nèi)通以209左右的水，用來冷卻管程中流-2-1經(jīng)的200C的熱空氣。經(jīng)實測，空氣對管壁的傳熱膜系數(shù)=5.0WmK,管壁-2-1對水的傳熱膜系數(shù)=400WmK。管壁為碳鋼，壁厚3mm,碳鋼的導(dǎo)熱系數(shù)-I-I=50WmK?，F(xiàn)欲強化該傳熱過程,最合理的措施是(D)(A)將原換熱器換成一個傳熱

27、面積更大的換熱器；到：B)將內(nèi)管由鋼管改為銅管;增大殼程中水的流速；增大管程中空氣的流速。當流體在圓管內(nèi)流動時，使流體的流速在圓管內(nèi)分布不均勻的原因是由TOC o 1-5 h z于(C)(A)管壁存在摩擦力；(B)流體的靜壓力；(C)流體存在粘滯力；(D)流體所受到的重力。 HYPERLINK l bookmark0 o Current Document 雷諾數(shù)Re的數(shù)學(xué)表達式為dUI以上各式中u為流體流速，為流體密度，為流體粘度，d為管徑或定性尺寸。有一連續(xù)精餾塔分離苯和甲苯的混合物，塔頂?shù)玫奖降哪柗謹?shù)為0.97的產(chǎn)品，塔底得到甲苯的摩爾分數(shù)為0.98的產(chǎn)品。由于市場需求發(fā)生變化，現(xiàn)要求塔

28、頂產(chǎn)品的純度提高至0.98，塔底產(chǎn)品的純度和苯與甲苯的產(chǎn)量均要求維持不變。有人提出了四條建議，你認為應(yīng)采用哪一條？D()增加回流比;將加料口向下移一塊塔板;加料口下移的同時,將加料狀態(tài)從冷液改為飽和蒸氣加料;增加回流比的同時增加塔底再沸器的蒸氣加熱量。在多層固體平壁中進行一維定常導(dǎo)熱時，各層的溫度降與各相應(yīng)層的熱阻之間呈何種關(guān)系？(C)(A)反比關(guān)系；(B)無關(guān)系；(C)正比關(guān)系；(D)不確定關(guān)系。流體在確定的系統(tǒng)內(nèi)作連續(xù)的定常流動時，通過質(zhì)量衡算可得(A)流體靜力學(xué)基本方程;(B)連續(xù)性方15.(A)(C)16.程；(C)伯努利方程;泊謖葉方程。在精餾塔中,相鄰三層實際塔板的氣液兩相組成如圖

29、所示，且xn和xn+1對應(yīng)的氣相平衡組成為yn*和yn+1*，則第n層塔板的單板效率為flI(B)(yn%+1)/(yn-xn)；(B)n%+1)/仇*-入+1)；(yn-yn+1)/(yn-xn+1)；(C)(D)仇*5)/MVn+1)。在一列管式換熱器中用水冷卻列管內(nèi)的C02氣體，就整個換熱過程而言，熱阻主要存在于(C)(A)CO2氣體的流動主體中；(B)金屬管壁中；(A)(A)拋物線形，u=0.5umax；(B)非嚴格的拋物線形，u=0.82umax；(c)非嚴格的拋物線形，u=0.5umax；(D)拋物線形,u=0.82umax18.如圖所示為各種進料熱狀況的q線其中，表示氣液混合進料

30、的q線(A)(B)(C)線3;(D)線4。目前我國化工企業(yè)中使用得最廣泛的換熱器是D()(A)夾套式換熱器；(B)翅片式換熱器；(C)螺旋板式換熱器;(D)列管式換熱器。流體在管內(nèi)作連續(xù)定態(tài)流動時，流速u與管徑d之間的關(guān)系可適用于(A)(A)不可壓縮流體的等溫過程；(B)可壓縮流體的等溫過程；(C)不可壓縮流體的變溫過程；(D)可壓縮流體的變溫過程。吸收操作是一種用以分離哪類混合物的單元操作？A()(A)氣體混合物；(B)液體均相混合物；(C)互不相溶的液體混合物；(D)氣液混合物。在下列管殼式換熱器中,沒有降低或消除由溫差引起的熱應(yīng)力補償措施的換熱器是(D)U形管式換熱器；(B)浮頭式換熱器

31、；(C)殼體帶有膨脹圈的管殼式換熱器；(D)固定管板式換熱器。牛頓粘性定律適用于(A)(A)層流流動時的牛頓型流體；(B)湍流流動時的牛頓型流體；(C)過渡流流動時的牛頓型流體；(D)靜止狀態(tài)下的牛頓型或非牛頓型流體。D)如下列舉各條中，哪一條不是雙膜模型的基本假設(shè)？（A）氣、液界面兩側(cè)存在氣膜層和液膜層；（B）吸收質(zhì)以分子擴散方式通過氣膜層和液膜層；（C）吸收質(zhì)在兩相界面上處于平衡狀態(tài)；（D）易溶氣體的溶解過程不存在液膜阻力，難溶氣體的溶解過程不存在氣膜阻力。在管殼式換熱器的設(shè)計中,若冷、熱流體的傳熱膜系數(shù)和數(shù)量級相近,則從提高總傳熱系數(shù)K的角度考慮，下列各種措施中,哪一種不宜采B()（A）

32、變單程為多程；（B）增加管數(shù)；（C）減少管數(shù)；（D）殼程加橫向擋板。流體在一根水平直管中流動，自A截面流至B截面后，流體因摩擦阻力而消耗的能量為-1。這一摩擦損失主要表現(xiàn)為截面處的單位質(zhì)量流50JkgB體（C）（A）動能的減少；（B）熱能的減少；（C）壓強能的減少；（D）上述三者之和。無論在連續(xù)精餾塔或間歇精餾塔內(nèi)進行均相混合液的分離操作,保證塔頂產(chǎn)品中易揮發(fā)組分含量最高的操作條件是A（）（A）在全回流下操作；（B）在最小回流比下操作；（C）在最適宜回流比下操作；（D）在盡量接近最小回流比下操作。不同流體的傳熱膜系數(shù)相差很大。假設(shè)氣體被加熱或冷卻時的傳熱膜系數(shù)為-2-1-2-1WmK,液體被加

33、熱或冷卻的傳熱膜系數(shù)為2WmK飽和水蒸氣冷凝時-2-1的傳熱膜系數(shù)為3WmK,則其大小順序為（D）(A)a3a2a1;(B)a2a3a1(C)a3aa2;(D)a1a22000；(B)Re2300；(C)2000Re4000。將板式塔和填料塔作比較，下列項目中，填料塔優(yōu)于板式塔的是(D)(A)生產(chǎn)能力；(B)操作彈性；(C)持液量；(D)壓降。在列管換熱器中，在溫度不太高的情況下，冷熱兩流體的傳熱過程是.(D)(A)以熱傳導(dǎo)為主要方式；(B)以輻射為主要方式；(C)以熱對流為主要方式；(D)以熱傳導(dǎo)和熱對流兩種方式為主。水連續(xù)地從內(nèi)徑為90mm的粗管流入30mm的細管內(nèi)，則細管內(nèi)水的流速是粗管

34、的.(C)(A)3倍；(B)1/9倍；(C)9倍；(D)1/3倍。用純?nèi)軇┠媪魑諝怏w中的可溶組分,液氣比FC/FB=m(相平衡關(guān)系為Y=mX)。進口氣體組成Y1=0.05,出口Y2=0.01,則過程的平均推動力為(B)(A)0;(B)0.01;(C)0.04;(D)0.02。在一列管式換熱器中用水冷卻列管內(nèi)的CO2氣體，就整個換熱過程而言，熱阻主要存在于(C)(A)CO2氣體的流動主體中；(B)金屬管壁中；CO2氣體與管壁間的層流底層中；(D)水流與管壁間的層流底層中。3-1流量為0.01mh的流體從套管環(huán)隙(套管外管內(nèi)徑為50mm，內(nèi)管外徑為25mm，管壁為2.5mm)中流過，流體的流速為

35、(C)-1-1-1-1(A)20.5ms；(B)14.2ms；(C)6.8ms；(D)31.8ms。-52-1已知20C,101.3kPa下，乙醇在空氣中的分子擴散系數(shù)為1.210ms。若壓強不變，隨著溫度增高，則擴散系數(shù)的數(shù)值應(yīng)為(A)(A)隨之增大；(B)隨之降低；(C)維持不變；(D)隨具體溫度而定，增大或降低。_2_1對一臺正在工作的列管式換熱器，已知一側(cè)傳熱膜系數(shù)WmK,另一側(cè)傳_2_1熱膜系數(shù)WmK,管壁熱阻很小，那么要提高傳熱總系數(shù)，最有效的措施是A()(A)設(shè)法增大a2的值；(B)設(shè)法同時增大a1和a2的值；(C)設(shè)法增大a1的值；(D)改用導(dǎo)熱系數(shù)大的金屬管。在一容積很大液面

36、恒定的貯槽底部有一個小孔，流體從小孔中流出，流體流出的速度為u，若損失壓頭可忽略不計，則u正比于(D)(A)H(H貯槽內(nèi)液面的高度)；(B)pHg(C)p(p一大氣壓強)；(D)(p流體的密度，g一重力加速度)孔板流量計的主要缺點是(D)(A)結(jié)構(gòu)復(fù)雜，造價高；(B)噪音較大；(C)維修困難；(D)能量損耗大。精餾過程是一個消耗能量的過程，精餾塔的能量消耗主要是(C)(A)對進塔原料液的加熱;(B)塔頂蒸氣的冷凝和回流;(C)加熱塔釜中的溶液;(D)上述三項能耗都是主要的，它們消耗能量均很接近。有一列管式換熱器,管程中通過冷卻水以冷凝殼程中通入的有機物蒸氣。根據(jù)實際需要,現(xiàn)準備將該換熱器管程由

37、單程改為雙程。流經(jīng)物料的流量和進口溫度均不變，下列各種現(xiàn)象中，哪一種不會發(fā)生？B()(A)管程中水的流速增大;(B)冷卻水的出口溫度降低；(C)換熱器的總傳熱系數(shù)K增加;(D)殼程中冷凝下來的有機物出口溫度降低。實驗中用U形管壓差計測得某設(shè)備內(nèi)的壓力讀數(shù)為零，說明該設(shè)備的絕對壓為(C)A)0PaB)101.3kPaC)當時當?shù)卮髿鈮簭姡?D)1MPa。(C)塔頂無產(chǎn)品引出,全部用于回流；(D)塔頂回流液量為零。45.用一個間歇精餾塔分離苯、甲苯、二甲苯三元混合物,精餾塔有足夠的分離能力將三種組分分離。現(xiàn)在塔頂上升蒸氣的氣流中裝一個熱電偶溫度計,將溫度計和電動記錄儀聯(lián)接。24小時后，精餾基本結(jié)束,你認為記錄儀上得到的應(yīng)為下列曲線中哪一條曲線？(B)在一個單程列管式換熱器中，殼程內(nèi)通以209左右的水,用來冷卻管程中流經(jīng)-2-1對水的傳熱膜系數(shù)a22-1=400WmKo管壁為碳鋼，壁厚3mm,Vm-K管壁碳鋼的導(dǎo)熱系數(shù)的200C的熱空氣。經(jīng)實測，空氣對管壁的傳熱膜系數(shù)a=5.0-1-1入=50WmK?，F(xiàn)欲強化該傳熱過程,最合理的措施是(D)將原換熱器換成一個傳熱面積更大的換熱器；將內(nèi)管由鋼管改為銅管;(C)增大殼程中水的流速；增大管程中空氣的流速。自來水通過一段橫截面積S不同的管