化工原理复习题1~6章概要(DOC 16页).doc

1、第一章 流体力学与应用一、填空(1）流体在圆形管道中作层流流动，如果只将流速增加一倍，则阻力损失为原来的 2 倍；如果只将管径增加一倍而流速不变，则阻力损失为原来的 1/4 倍。(2）离心泵的特性曲线通常包括 H-Q 曲线、 -Q 和 N-Q 曲线，这些曲线表示在一定 转速 下，输送某种特定的液体时泵的性能。(3) 处于同一水平面的液体，维持等压面的条件必须是 静止的 、 连通着的 、 同一种连续的液体 。流体在管内流动时，如要测取管截面上的流速分布，应选用 皮托 流量计测量。(4) 如果流体为理想流体且无外加功的情况下，写出：单位质量流体的机械能衡算式为；单位重量流体的机械能衡算式为；单位体

2、积流体的机械能衡算式为；(5) 有外加能量时以单位体积流体为基准的实际流体柏努利方程为 z1g+（u12/2）+p1+Ws= z2g+（u22/2）+p2 +hf ，各项单位为 Pa（N/m2） 。(6）气体的粘度随温度升高而 增加 ，水的粘度随温度升高而 降低 。(7) 流体在变径管中作稳定流动，在管径缩小的地方其静压能 减小 。(8) 流体流动的连续性方程是 u1A1= u2A2= u A ；适用于圆形直管的不可压缩流体流动的连续性方程为 u1d12 = u2d22 = = u d2 。(9) 当地大气压为745mmHg测得一容器内的绝对压强为350mmHg，则真空度为 395mmHg 。

3、测得另一容器内的表压强为1360 mmHg，则其绝对压强为2105mmHg。(10) 并联管路中各管段压强降 相等 ；管子长、直径小的管段通过的流量 小 。(11) 测流体流量时，随流量增加孔板流量计两侧压差值将 增加 ，若改用转子流量计，随流量增加转子两侧压差值将 不变 。(12) 离心泵的轴封装置主要有两种： 填料密封 和 机械密封 。(13) 离心通风机的全风压是指 静风压 与 动风压 之和，其单位为 Pa 。(14) 若被输送的流体粘度增高，则离心泵的压头 降低，流量减小，效率降低，轴功率增加。降尘室的生产能力只与 沉降面积 和 颗粒沉降速度 有关，而与 高度 无关。(15) 分离因素

4、的定义式为 ut2/gR 。(16) 已知旋风分离器的平均旋转半径为0. 5m，气体的切向进口速度为20m/s，则该分离器的分离因数为 800/9.8 。(17) 板框过滤机的洗涤速率为最终过滤速率的 1/4 。(18) 在滞流区，颗粒的沉降速度与颗粒直径的 2 次方成正比，在湍流区颗粒的沉降速度与颗粒直径的 0.5 次方成正比。二、选择1 流体在管内流动时，如要测取管截面上的流速分布，应选用_A_流量计测量。A 皮托管 B 孔板流量计 C 文丘里流量计 D 转子流量计2 离心泵开动以前必须充满液体是为了防止发生_A_。A 气缚现象 B汽蚀现象 C 汽化现象 D 气浮现象3 离心泵的调节阀开大

5、时， B A 吸入管路阻力损失不变 B 泵出口的压力减小C 泵入口的真空度减小 D 泵工作点的扬程升高4 水由敞口恒液位的高位槽通过一 管道流向压力恒定的反应器，当管道上的阀门开度减小后，管道总阻力损失 C 。A 增大 B 减小 C 不变 D 不能判断5 流体流动时的摩擦阻力损失hf所损失的是机械能中的 C 项。A 动能 B 位能 C 静压能 D 总机械能6 在完全湍流时（阻力平方区），粗糙管的摩擦系数l数值 C A 与光滑管一样 B 只取决于Re C 取决于相对粗糙度 D 与粗糙度无关7 孔板流量计的孔流系数C0当Re增大时，其值 B 。A 总在增大 B 先减小，后保持为定值 C 总在减小

6、D 不定8 已知列管换热器外壳内径为600mm，壳内装有269根f252.5mm的换热管，每小时有5104kg的溶液在管束外侧流过，溶液密度为810kg/m3，粘度为1.91103Pas，则溶液在管束外流过时的流型为 A 。A 层流 B 湍流 C 过渡流 D 无法确定9 某离心泵运行一年后发现有气缚现象，应 C 。A 停泵，向泵内灌液 B 降低泵的安装高度C 检查进口管路是否有泄漏现象 D 检查出口管路阻力是否过大10 某液体在内径为d0的水平管路中稳定流动，其平均流速为u0，当它以相同的体积流量通过等长的内径为d2(d2=d0/2)的管子时，若流体为层流，则压降Dp为原来的 C 倍。A 4

7、B 8 C 16 D 32第二章 传热及传热设备一、填空(1) 在传热实验中用饱和水蒸汽加热空气，总传热系数K接近于 空气 侧的对流传热系数，而壁温接近于 饱和水蒸汽 侧流体的温度值。(2) 热传导的基本定律是 傅立叶定律 。间壁换热器中总传热系数K的数值接近于热阻 大 （大、小）一侧的a值。间壁换热器管壁温度tW接近于a值 大 （大、小）一侧的流体温度。由多层等厚平壁构成的导热壁面中，所用材料的导热系数愈小，则该壁面的热阻愈 大 （大、小），其两侧的温差愈 大 （大、小）。(3)由多层等厚平壁构成的导热壁面中，所用材料的导热系数愈大，则该壁面的热阻愈 小 ，其两侧的温差愈 小 。(4)在无相

8、变的对流传热过程中，热阻主要集中在 滞离层内（或热边界层内） ，减少热阻的最有效措施是 提高流体湍动程度 。(5) 消除列管式换热器温差应力常用的方法有三种，即在壳体上加 膨胀节 、 采用浮头式 或 U管式结构 ；翅片管换热器安装翅片的目的是 增加面积，增强流体的湍动程度以提高传热系数 。(6) 厚度不同的三种材料构成三层平壁，各层接触良好，已知b1b2b3，导热系数l1l2 R2 R3，各层导热速率Q1 = Q2 = Q3。(7) 物体辐射能力的大小与 黑度 成正比，还与 温度的四次方 成正比。(8) 写出三种循环型蒸发器的名称 中央循环管式 、 悬筐式 、 外加热式 。(9) 在大容积沸腾

9、时液体沸腾曲线包括 自然对流 、 泡核沸腾 和 膜状沸腾 三个阶段。实际操作应控制在 泡核沸腾 。在这一阶段内，传热系数随着温度差的增加而 增加 。(10) 传热的基本方式有 传导 、 对流 和 辐射 三种。热传导的基本定律是_傅立叶定律_其表达式为_dQ= -_。(11) 水在管内作湍流流动，若使流速提高到原来的2倍，则其对流传热系数约为原来的 1.74 倍；管径改为原来的1/2而流量相同，则其对流传热系数约为原来的 3.48 倍。（设条件改变后仍在湍流范围）(12) 导热系数的单位为 W/（m） ，对流传热系数的单位为 W/（m2） ，总传热系数的单位为 W/（m2） 。二、选择1 已知当

10、温度为T时，耐火砖的辐射能力大于铝板的辐射能力，则铝的黑度D耐火砖的黑度。A 大于 B 等于 C 不能确定 D 小于2 某一套管换热器，管间用饱和水蒸气加热管内空气（空气在管内作湍流流动），使空气温度由20升至80，现需空气流量增加为原来的2倍，若要保持空气进出口温度不变，则此时的传热温差应为原来的 A 倍。A 1.149 B 1.74 C 2 D 不定3 一定流量的液体在一f252.5mm的直管内作湍流流动，其对流传热系数ai=1000W/m2；如流量与物性都不变，改用一f192mm的直管，则其a将变为 D 。A 1259 B 1496 C 1585 D 16784 对流传热系数关联式中普兰

11、特准数是表示 C 的准数。A 对流传热 B 流动状态 C 物性影响 D 自然对流影响5 在蒸气空气间壁换热过程中，为强化传热，下列方案中的B在工程上可行。A 提高蒸气流速 B 提高空气流速 C 采用过热蒸气以提高蒸气温度 D 在蒸气一侧管壁加装翅片，增加冷凝面积6 在两灰体间进行辐射传热，两灰体的温度差为50，现因某种原因，两者的温度各升高100，则此时的辐射传热量与原来的辐射传热量相比，应该B。A 减小 B 增大 C 不变7 在单效蒸发器中，将某水溶液从14%连续浓缩至30%，原料液沸点进料，加热蒸汽的温度为96.2，有效传热温差为11.2，二次蒸气的温度为75.4，则溶液的沸点升高为 D

12、。A 11.2 B 20.8 C 85 D 9.68 为蒸发某种粘度随浓度和温度变化较大的溶液，应采用B流程。A 并流加料 B 逆流加料 C 平流加料 D 双效三体并流加料第五章 蒸馏一、填空1精馏过程是利用 部分冷凝 和 部分汽化 的原理而进行的。精馏设计中，回流比越 大 ，所需理论板越少，操作能耗 增加 ，随着回流比的逐渐增大，操作费和设备费的总和将呈现 先降后升 的变化过程。2精馏设计中，当回流比增大时所需理论板数 减小 （增大、减小），同时蒸馏釜中所需加热蒸汽消耗量 增大 （增大、减小），塔顶冷凝器中冷却介质消耗量 减小 （增大、减小），所需塔径 增大 （增大、减小）。3分离任务要求一

13、定，当回流比一定时，在5种进料状况中, 冷液体 进料的q值最大，提馏段操作线与平衡线之间的距离 最远 , 分离所需的总理论板数 最少 。4相对挥发度=1，表示不能用 普通精馏分离 分离，但能用 萃取精馏或恒沸精馏分离 分离。5某二元混合物，进料量为100kmol/h，xF=0.6，要求得到塔顶xD不小于0.9，则塔顶最大产量为 66.7 kmol/h 。6精馏操作的依据是 混合液中各组分的挥发度差异 ，实现精馏操作的必要条件包括 塔顶液相回流 和 塔底上升蒸气 。7负荷性能图有 五 条线，分别是 液相上限线 、 液相上限线 、 雾沫夹带线 、 漏液线 和 液泛线 。8写出相对挥发度的几种表达式

14、 a=。二、选择1 已知q=1.1，则加料中液体量与总加料量之比为 C 。A 1.1:1 B 1:1.1 C 1:1 D 0.1:12 精馏中引入回流，下降的液相与上升的汽相发生传质使上升的汽相易挥发组分浓度提高，最恰当的说法是 D 。A 液相中易挥发组分进入汽相； B 汽相中难挥发组分进入液相； C 液相中易挥发组分和难挥发组分同时进入汽相，但其中易挥发组分较多；D 液相中易挥发组分进入汽相和汽相中难挥发组分进入液相必定同时发生。3 某二元混合物，其中A为易挥发组分，液相组成xA=0.6，相应的泡点为t1，与之相平衡的汽相组成yA=0.7，相应的露点为t2，则_A_A t1=t2 B t1t

15、2 D 不确定4某二元混合物，进料量为100kmol/h，xF=0.6，要求得到塔顶xD不小于0.9，则塔顶最大产量为_B_。A 60kmol/h B 66.7kmol/h C 90kmol/h D 不能定5精馏操作时，若F、D、xF、q、R、加料板位置都不变，而将塔顶泡点回流改为冷回流，则塔顶产品组成xD变化为_B_A 变小 B 变大 C 不变 D 不确定6在一二元连续精馏塔的操作中，进料量及组成不变，再沸器热负荷恒定，若回流比减少，则塔顶温度 A ，塔顶低沸点组分浓度 B ，塔底温度 C ，塔底低沸点组分浓度 A 。A 升高 B 下降 C 不变 D 不确定7某二元混合物，a=3，全回流条件

16、下xn=0.3，则yn-1=_B_。A 0.9 B 0.3 C 0.854 D 0.7948 某二元混合物，其中A为易挥发组分，液相组成xA=0.4，相应的泡点为t1，气相组成为yA=0.4，相应的露点组成为t2，则 B 。A t1=t2 B t1t2 D 不能判断9某二元混合物，a=3，全回流条件下xn=0.3，则yn-1= D A 0.9 B 0.3 C 0.854 D 0.79410精馏的操作线是直线，主要基于以下原因 D 。 A 理论板假定 B 理想物系 C 塔顶泡点回流 D 恒摩尔流假设 11某筛板精馏塔在操作一段时间后，分离效率降低，且全塔压降增加，其原因及应采取的措施是 B 。A

17、 塔板受腐蚀，孔径增大，产生漏液，应增加塔釜热负荷B 筛孔被堵塞，孔径减小，孔速增加，雾沫夹带严重，应降低负荷操作 C 塔板脱落，理论板数减少，应停工检修D 降液管折断，气体短路，需更换降液管 12板式塔中操作弹性最大的是 B 。 A筛板塔 B 浮阀塔 C 泡罩塔13下列命题中不正确的为 A 。A上升气速过大会引起漏液 B 上升气速过大会引起液泛 C上升气速过大会使塔板效率下降 D 上升气速过大会造成过量的液沫夹带14二元溶液连续精馏计算中，进料热状态的变化将引起以下线的变化 B 。A平衡线 B 操作线与q线 C平衡线与操作线 D 平衡线与q线15下列情况 D 不是诱发降液管液泛的原因。A液、

18、气负荷过大 B 过量雾沫夹带 C塔板间距过小 D 过量漏液第六章 吸收一、填空1气体吸收计算中，表示设备（填料）效能高低的一个量是 传质单元高度 ，而表示传质任务难易程度的一个量是 传质单元数 。2 在传质理论中有代表性的三个模型分别为 双膜理论 、 溶质渗透理论 、表面更新理论。3如果板式塔设计不合理或操作不当，可能产生 严重漏液 、 严重泡沫夹带及 液泛 等不正常现象，使塔无法工作。4在吸收塔某处，气相主体浓度y=0.025，液相主体浓度x=0.01，气相传质分系数ky=2kmol/m2h，气相传质总Ky=1.5kmol/m2h，则该处气液界面上气相浓度yi应为_0.01_。平衡关系y=0

19、.5x。5逆流操作的吸收塔，当吸收因素A1 。漂流因数可表示为 ，它反映 由于总体流动使传质速率比单纯分子扩散增加的比率。7在填料塔中用清水吸收混合气中HCl，当水量减少时气相总传质单元数NOG 增加 。8一般来说，两组份的等分子反相扩散体现在 精流 单元操作中，而A组份通过B组份的单相扩散体现在 吸收 操作中。9 板式塔的类型有 泡罩塔 、 浮阀塔 、 筛板塔 （说出三种）；板式塔从总体上看汽液两相呈 逆流 接触，在板上汽液两相呈 错流 接触。10分子扩散中菲克定律的表达式为_ ，气相中的分子扩散系数D随温度升高而_增大_（增大、减小），随压力增加而_减小_（增大、减小）。12易溶气体溶液上

20、方的分压 小 ，难溶气体溶液上方的分压 大 ，只要组份在气相中的分压 大于 液相中该组分的平衡分压，吸收就会继续进行。13压力 减小 ,温度 升高 ,将有利于解吸的进行 ；吸收因素A= L/mV ,当 A1 时,对逆流操作的吸收塔,若填料层为无穷高时,气液两相将在塔 顶 达到平衡。14某低浓度气体吸收过程， 已知相平衡常数m=1 ，气膜和液膜体积吸收系数分别为kya=210-4kmol/m3.s, kxa =0.4 kmol/m3.s, 则该吸收过程及气膜阻力占总阻力的百分数分别为 气膜控制，约100% ；该气体为 易 溶气体。二、选择1 根据双膜理论，当被吸收组分在液相中溶解度很小时，以液相

21、浓度表示的总传质系数 B 。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2 单向扩散中飘流因子 A 。A 1 B 1 C =1 D 不一定3 在吸收塔某处，气相主体浓度y=0.025，液相主体浓度x=0.01，气相传质分系数ky=2kmol/m2h，气相传质总Ky=1.5kmol/m2h，则该处气液界面上气相浓度yi应为_B_。平衡关系y=0.5x。A 0.02 B 0.01 C 0.015 D 0.0054 已知SO2水溶液在三种温度t1、t2、t3下的亨利系数分别为E1=0.0035atm、E2=0.011atm、E3=0.00625at

22、m，则_A_A t1t2 C t1t2 D t3t15 逆流操作的吸收塔，当吸收因素A； C、；B、； D、；空气流速为30m/S时的a； 水的流速为1.5m/s时的a；蒸汽滴状冷凝时的a；水沸腾时的a；答案：C6、对在蒸汽-空气间壁换热过程中，为强化传热，下列方案中（ ）在工程上是可行的：A、提高空气流速；B、提高蒸汽流速；C、采用过热蒸汽以提高蒸汽温度；D、在蒸汽一侧管壁上加装翅片，增加冷凝面积并及时导走冷凝液；答案：A7、判断下面关于系统进行稳定传热时的说法哪一个是错误的，错误的是（ ）通过一定传热面的传热速率不随时间变化，为一定值；系统中任一点的温度维持恒定；总的传热速率等于通过垂直于

23、热流方向的各层传热面的传热速率之和；系统中任一传热面上的热通量在过程中不变；答案：C8、为了减少室外设备的热损失，保温层外所包的一层金属皮应该是（）、表面光滑，颜色较浅；、表面粗糙，颜色较深；、表面粗糙，颜色较浅；、表面光滑，颜色较深；答案：二、填空题1、对流传热总是概括地着眼于壁面和流体主体之间的热传递，也就是将边界层的 和边界层外的 合并考虑，并命名为给热。答案：热传导；对流传热2、给热是以 和 的差作为传热推动力来考虑问题的。答案：流体的平均温度；壁面温度3、对流传热的热阻主要集中在 ，因此， 是强化对流传热的重要途径。答案：滞流内层；减薄湍流内层的厚度4、换热器在使用一段时间后，传热速

24、率会下降很多，这往往是由于 的缘故。答案：传热管表面有污垢积存5、对大空间的自然对流，通常取加热（或冷却）表面的 为特征尺寸。答案：垂直高度6、傅立叶定律：7、在、 、 这4个物性参数中，若 值大，对流传热系数就增大；若 值大，对流传热系数就减小。答案：、；第五章 蒸馏一、选择题1 蒸馏是利用各组分（ ）不同的特性实现分离的目的。 C A 溶解度；B 等规度；C 挥发度；D 调和度。 2在二元混合液中，沸点低的组分称为（ ）组分。 C A 可挥发；B 不挥发；C 易挥发；D 难挥发。 3（ ）是保证精馏过程连续稳定操作的必不可少的条件之一。 A A 液相回流；B 进料；C 侧线抽出；D 产品提

25、纯。4在（ ）中溶液部分气化而产生上升蒸气，是精馏得以连续稳定操作的一个必不可少条件。 C A 冷凝器；B 蒸发器；C 再沸器；D 换热器。5冷凝器的作用是提供塔顶液相产品及保证有适宜的（ ）回流。 B A 气相；B 液相；C 固相；D 混合相。6在精馏塔中，加料板以下的塔段（包括加料板）称为（ ）。 B A 精馏段；B 提馏段；C 进料段；D 混合段。 7 精馏的操作线为直线，主要是因为（ ）。 D理论板假定； C. 理想物系；塔顶泡点回流； D. 恒摩尔流假定8 操作中连续精馏塔，如采用的回流比小于原回流比，则（ ）。 B A、均增加； 减小，增加； 、均不变； 不能正常操作9二元溶液连续

26、精馏计算中，进料热状况的变化将引起以下线的变化（ ）。 A提馏段操作线与线； B. 平衡线；C平衡线与精馏段操作线； D.平衡线与线；10当气体量一定时，下列判断哪些正确（ ）。 C，D，E液体量过大引起漏液； C. 液体量过大引起气泡夹带；液体量过大引起雾沫夹带； D. 液体量过大引起液泛； 液体量过大使板效率降低二、填空题1溶液被加热到鼓起第一个气泡时的温度称为 温度。 泡点 2气相混合物被冷却到有第一滴液滴析出时的温度称为 温度。 露点 3精馏过程是利用 和 的原理进行完成的。 多次部分气化；多次部分冷凝4最小回流比是指 。 塔板数为无穷多时的回流比的极限值5当分离要求和回流比一定时， 进料的值最小，此时分离所需的理论板数 。 过热蒸气；最多6对于二元理想溶液, x-y图上的平衡曲线离对角线越近, 说明该物系 。 不容易分离 7完成一个精馏操作的两个必要条件是塔顶 和塔底 。 液相回流，上升蒸气8精馏操作中，再沸器相当于一块 板。 理论板 9用逐板计算法求理论板层数时，用一次 方程就计算出一层理论板。 相平衡.25 = 0.0228