化工原理復(fù)習(xí)題

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流體輸送與流體輸送機械復(fù)習(xí)dydu,其物理意義是_促使流體產(chǎn)生單位速度梯度的剪應(yīng),dy 在法定單位制中，其單位在物理單位制中，其單位_P或cP_2、流體靜力學(xué)基本方程式主要應(yīng)用于_壓強或壓差的測_、 液位測、_液封高度_3、某粘性液體在一定管路系統(tǒng)中流動，在流量不變條件下將液體加熱，則液體的粘度將_降_,雷諾準(zhǔn)數(shù)Re增,流動阻力減_4、某設(shè)備的表壓強為100kPa,則它的絕對壓強為 201.33 kPa,另一設(shè)備的真空度為400mmHg,則它的絕對壓強48 kPa（當(dāng)?shù)卮髿鈮簽?01.33kPa）5、流體在圓形直管中作層流流動時，其速度分布拋物曲線。其管中心最大流速平均流速2 倍，摩擦系數(shù)λ與Re的關(guān)系6、流體在鋼管內(nèi)作湍流流動時摩擦系數(shù)λ_Re_和 有關(guān)若其作完全湍(阻平方區(qū)。則λ僅有關(guān)7、因次分析的根據(jù)是_物理方程具有因此一致性8

du,該式應(yīng)用條件牛頓流體層_流動。dy dy 9、局部阻力的計算方法有_阻力系數(shù)法_和_當(dāng)量長度法_10、 通常流體粘度隨溫度t的變化規(guī)律對液體，溫度升高，粘度降低；對氣體，溫度升高，粘度升高、、、、

層流和湍流的本質(zhì)區(qū)別層流無徑向脈動，而湍流有徑向脈動因次分析的目的用無因次數(shù)群代替變量，使實驗與關(guān)聯(lián)簡離心泵的主要部件葉、泵和軸封裝_離心泵的泵殼制成蝸殼狀，其作用使部分動能轉(zhuǎn)換為靜壓離心泵的主要特性曲線包_H--Q_、N--Q 離心泵特性曲線是在一轉(zhuǎn)下用常為介質(zhì)通過實驗測定得到離心泵啟動前需要先向泵內(nèi)充滿所需要輸送的液體否則將發(fā)氣現(xiàn)象當(dāng)離心泵的安裝高度超過允許安裝高度時，將可能發(fā)氣現(xiàn)象。1、 離心泵壓頭的物理意義 離心泵對單位重量1）液體所提供的有效能 ,它的單位J/N或m 、

離心泵安裝在一定管路上，其工作點是泵的特性曲線和管路特性曲線的交離心泵通常采出口閥調(diào)節(jié)流量1、水在本題附圖所示的虹吸管內(nèi)作定態(tài)流動，管路直徑?jīng)]有變化，水流經(jīng)管路的能量損失2-2'3-3'4-4'和5-5'1圖中所標(biāo)注的尺寸均以mm計。

1-1'6-6'間列柏努利方程式，并以截面6-6'h=0，故柏努利方程式可寫f為u2 p u2 pgZ 1 1gZ 2 21 2 2 2 式中Z1=1m Z6=0 p1=0（表壓）p6=0（表壓）u1≈0將上列數(shù)值代入上式，并簡化得u29.811 62解得 u6=4.43m/ss由于管路直徑無變化，則管路各截面積相等。根據(jù)連續(xù)性方程式知V=Au=常數(shù)，故管內(nèi)各截面的流速不變，即su2=u3=u4=u5=u6=4.43m/s2345則 u2u2 u2 u22345

u29.81J/kg62 2 2 2 26E相等，即EgZu2p常數(shù)2 總機械能可以用系統(tǒng)內(nèi)任何截面去計算，但根據(jù)本題條件，以貯槽水面1-1'處的總機械能計算較為簡便?，F(xiàn)取截面2-2'為基準(zhǔn)水平面，則上式中Z=2m，p=101330Pa，u≈0，所以總機械能為E9.813

1013301000

130.8J/kg2-2Z2=Z=3Z4=3.5Z5=3。2-2'的壓強 u2

p E2

2gZ22 2

130.89.81

1000120990Pa3-3'的壓強 u2

p E3

3gZ32 3

130.89.819.81

100091560Pa4-4'的壓強2 u2 4p E44

4gZ2

130.89.819.81

100086660Pa5-5'的壓強 u2 5pE55

5gZ2

130.89.819.81

100091560Pa從以上結(jié)果可以看出，壓強不斷變化，這是位能與靜壓強反復(fù)轉(zhuǎn)換的結(jié)果。2、料液自高位槽流入精餾塔，如附圖所示。塔內(nèi)壓強為1.910Pa（表壓，輸送管道為無縫鋼管，管長90閥（全開）3m3/h的流量流入塔中，問高位槽應(yīng)安置多高？（Z應(yīng)為多少米=861kg/；粘度=0.6413Pa·。解：取管出口處的水平面作為基準(zhǔn)面。在高位槽液面1－1與管出口截面2－2間列柏努利方程11gZ p u211

p2 u 2221 2

2 2 f1 式中 Z1=Z Z2=0 p1=0（表壓u≈0 p=1.96×1041 3Vu2V

3600s s

1.04m/s阻力損失h

l

d24u2f d 2取管壁絕對粗糙度ε=0.3mm，則：0.30.00938d 32Re

du

0.0321.04

4.46104

湍流 0.643103由圖1-23查得λ=0.039局部阻力系數(shù)由表1-4查得為進(jìn)口突然縮?。ㄈ牍芸冢?0°標(biāo)準(zhǔn)彎頭 ζ=0.75180°回彎頭 ζ=1.53PAGEPAGE8PAGEPAGE7球心閥全開) ζ=6.4故h 0.039 8 0.520.751.56.41.042f 0.032 2所求位差

=10.6J/kgp p u2

.96104 042 16Z 2 1 2 f 3.46mg 2g g 8619.81 29.81 9.81截面2－2也可取在管出口外端，此時料液流入塔內(nèi)，速度u2突然擴大（流入大容器的出口）傳熱復(fù)習(xí)題1、多層平壁定態(tài)導(dǎo)熱中，若某層的熱阻最小，則該層兩側(cè)的溫最。2、一定質(zhì)量的流體在Ф25mm×2.5mm的直管內(nèi)作強制的湍流流動，其對流傳熱系數(shù)αi=1000W/(m2·℃)，如果流量和物性不變，改在 Ф19mm×2mm的直管內(nèi)流動，αi= 1678 W/(m2·℃)3、在蒸汽—空氣間壁換熱過程中，為強化傳熱，下列方案中在工程上最有效的A 。A.提高空氣流速 B.提高蒸汽流C.采用過熱蒸汽以提高蒸汽流速D.4、在管殼式換熱器中飽和蒸汽加熱空氣，則傳熱管的壁溫接飽和蒸溫度換熱器總傳熱系數(shù)將接空對流傳熱系數(shù)5、在蒸汽冷凝傳熱中，不凝氣體的存在對α的影響A A.不凝氣體的存在會使α大大降低 B.不凝氣體的存在會使α升高C.不凝氣體的存在對α無影響6大容器內(nèi)飽和液體沸騰分自然對泡核沸和 膜狀沸騰階段。工業(yè)上總是設(shè)法泡核沸下操作。7、斯蒂芬—波爾茲曼定律的數(shù)學(xué)表達(dá)式是Eb

T 4C 0100

黑體的輻射能力與熱力學(xué)溫度的四次方成正比8物體黑度是指相溫度下灰體輻射能黑體輻射能之比在值上它與同一溫度下物體吸收相等。計算題97200kg/h20108℃的飽和1×104W/(m2·℃)1kJ/(kg·℃)2.85×10-2W/(m·℃)，粘度為1.98×10-5Pa·s0.7?，F(xiàn)有一單程列管式換熱器，裝有Ф25mm×2.5mm200根，管長為2m能否完成上述傳熱任務(wù)？計算中可忽略管壁及兩側(cè)污垢的熱阻，不計熱損失QS0核算空氣所需的熱負(fù)荷應(yīng)小于換熱器的傳熱速率，即Q ＜Q需要 換熱器0 核算空氣所需的傳熱面積應(yīng)小于換熱器提供的傳熱面積，即S ＜0 需要 換熱器殼程，空氣走管程?？諝鉄嶝?fù)荷為Q Wc 需要 c pc

t7200103201.2105W1 3600換熱器的傳熱速率 Q換熱器

KSt0 0 mdu dG 0.027200Re

36000.785

220080

3.217104104Pr0.7,所以

L 2d 0.02i

1002.85102 0.023i di

Re0.8Pr

0.023 3.2171040.02

874117W/m2℃因忽略壁阻及污垢兩側(cè)的熱阻，則0 0

0.0110m2 W1111 d01 25 Kd104114.720所以總傳熱系數(shù) K0

90.9W /2℃平均溫度差為t m

t1ln

tTt 2 1Tt2

2080ln10810880

52.4℃換熱器傳熱面積為S ndL2003.140.025231.4m20 0換熱器的傳熱速率為Q換熱器

KSt0 0

90.931.452.41.496105W則Q ＞Q ，說明該換熱器能完成上述傳熱任務(wù)。換熱器 需要10377070900W/(m2·℃)1.8kg/s4180kJ/(kg·℃)15℃，對流傳熱系數(shù)為1000W/(m2·℃)試求：換熱器的傳熱面積（假設(shè)兩流體均為湍流，物性不變，傳熱溫度差可用算數(shù)平均）解：換熱器的傳熱面積先求冷流體出口溫度Wc h ph

TW2

c pc

t1 1.23770解出 t2=36℃

70

1.84180

t 152

158300W因t 7036因1t 35152

1.7＜2所以平均溫度差可以用算術(shù)平均值來計算t

tt1

70363515 27℃m 2 2因按平壁處理1 1 1 1 K 1 1 473.7W/m2℃1 2 900 1000則 S

Q 1583000 12.4m Kt 473.727m吸收復(fù)習(xí)題一、對低濃度溶質(zhì)的氣液平衡系統(tǒng)，當(dāng)總壓降低時，亨利系數(shù)E將_不變_,相平衡常數(shù)m將增_, H不_二、亨利定律表達(dá)式p Ex,若氣體在水中的亨利系數(shù)E值很小，說明該氣體易_e氣體三、在吸收過程中，Ky和ky是以 y—y*_和_y—yi_為推動力的吸收系數(shù)，它們的單位是_kmol/(m2·s·Δy)1四、若總吸收系數(shù)和分吸收系數(shù)的關(guān)系可以用 1 11K k HkG G L

1，其中kG

表示_氣膜阻，當(dāng)項可忽略時，表示該吸收過程為氣膜控制。L五、在1at2k=0.1kmo/

m2hatm),液膜吸收系數(shù)k=0.25kmol/（m2hkmol/m3), 溶質(zhì)的亨利系數(shù)H=0.0067Ly（m3atm)/kmol,則該溶質(zhì)為_易溶_氣體，氣相總吸收系數(shù) K=_0.0997_kmol/y（m

h)六、一般而言，兩組分的等摩爾相互擴散體現(xiàn)精單元操作當(dāng)中，而組分A在B中單相擴散體現(xiàn)吸單元操作中。七、在吸收過程中，若降低吸收劑用量，對氣膜控制物系，體積吸收總系數(shù)KYa值將_不變_,對液膜控制物系，體積吸收總系數(shù)KYa值將 減 八、雙膜理論是將整個相際傳質(zhì)過程簡化為_通過氣、液兩膜層的分子擴散過程九、吸收塔的操作線方程和操作線是通過 物料衡得到的。它們與 平衡關(guān)_、_作溫壓強及塔的結(jié)無關(guān)。十、A_L/mV_,Y-X_S S S S 1 2 3吸收過程中操作條件相同，則S1_S2 大S3十二、吸收過程中，若減小吸收劑用量，操作線的斜變,吸收推動變 L十三、吸收過程中，物系平衡關(guān)系可以用表示，最小液氣比的計算式 =Gminy y1 2y1xm 2干燥復(fù)習(xí)題1、對流干燥操作的必要條件是過程2、101.3kPa293K80%加熱，則該空氣下列狀態(tài)參數(shù)變化的趨勢是：濕度H，相對濕度_Wd溫度t_增高_(dá)，露點溫度t_不變。Wd123101.3kPa的總壓下，將飽和空氣的溫度從tt，則該空氣的下列狀態(tài)參數(shù)變化12的趨勢是濕度H 降相對濕度不濕球溫度tW 降露點溫度td 降。4、在實際的干燥操作中，常用來測量空氣的溫度。5、測定空氣中水汽分壓的實驗方法是測露。6、恒定的干燥條件是指空氣的濕度（或相對濕度7、在一定的溫度和總壓強下，以濕空氣