化工原理試題及其答案

1、化工原理試題與答案一、填空題1 .流體在一根圓形水平直管中流動(dòng),測(cè)得其平均流速為0.5 m - s-1,雷諾數(shù)Re=1000,壓降 p=10 Pa,問(wèn)管中央處的最大流速為 _m s".假設(shè)平均流速增大為1 m s-1,那么壓降 p為 Pa.2 .反響器內(nèi)流體的混和按考察的尺度可劃分為 混和和 混和.3 .填料吸收塔正常操作時(shí),假設(shè)液氣比增大,那么吸收液的出塔濃度 ,吸收的推動(dòng)力 .4 .某間壁式換熱器傳熱面積為 2.5 m2,傳熱平均溫差為45 K,傳熱速率為9000 W,那么該換熱器此時(shí)的總 傳熱系數(shù)K=.5 .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 o6 .雷諾

2、數(shù)Re是流體流動(dòng) 的判據(jù).流體在管道中流動(dòng),當(dāng) Re 時(shí)為穩(wěn)定層流；當(dāng) Re 時(shí),可以形成湍流；只有當(dāng) Re 時(shí),方可到達(dá)穩(wěn)定的湍流.7 .活塞流反響器的量綱一平均停留時(shí)間無(wú)因次平均停留時(shí)間等于;其停留時(shí)間的量綱一方差無(wú)因次方差為.8 .在連續(xù)接觸的填料塔內(nèi),進(jìn)行定常等溫吸收操作,填料層高度的計(jì)算,可由物料衡算式和吸收速率方程聯(lián)列 導(dǎo)出計(jì)算式,填料層總高度等于 和 之乘積.9 .列舉四種工業(yè)上常用的間壁式熱交換器： 、22P1 U1p2 u2.10 .伯利萬(wàn)程gZ1+ + +W5=gZ2+-!-2 + + H f 1 2適用的條件是在 流動(dòng)時(shí)的 通體.22,11 .從手冊(cè)中查得某液體在25c和

3、1 atm時(shí)的粘度為 0.80厘泊,試將其換算成國(guó)際單位制,粘度應(yīng)為.12 .在研究流體流動(dòng)規(guī)律時(shí),要注意區(qū)分是定常或稱(chēng)定態(tài)流動(dòng)和不定?；蚍Q(chēng)不定態(tài)流動(dòng),穩(wěn)定態(tài) 和不穩(wěn)定態(tài).如果所考察的流體流動(dòng)過(guò)程或系統(tǒng)中任何一個(gè)部位或任何一個(gè)點(diǎn)上的流體性質(zhì)和過(guò)程參數(shù)都不隨時(shí)間而改變,那么該過(guò)程為 過(guò)程,反之,那么為 過(guò)程.當(dāng)流體流動(dòng)過(guò)程的雷諾數(shù)大于1X104時(shí),可以認(rèn)為是 的湍流；當(dāng)雷諾數(shù)在 20004000之間流體的流動(dòng)型態(tài)為 的過(guò)渡區(qū)域.13 .流化床反響器中常需選用適宜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 和 等不正常流化現(xiàn)象,用以改善聚式流化床的流化質(zhì)量.14 .在精儲(chǔ)過(guò)程中,當(dāng)回流比

4、加大時(shí),精儲(chǔ)段與提儲(chǔ)段操作線交點(diǎn)向 移動(dòng),并以為極限；回流比減小時(shí),精儲(chǔ)段與提儲(chǔ)段操作線交點(diǎn)向 移動(dòng),并以 為極限.15 .套管換熱器中,逆流操作的主要優(yōu)點(diǎn)是 ,并流操作的主要優(yōu)點(diǎn)是 16 .彼克列模數(shù) Pe-> ,反響器內(nèi) 返混,趨近于 模型；彼克列模數(shù)Pe->0,反響器內(nèi) 返混,趨近于 模型.17 .流體在圓管內(nèi)做層流流動(dòng)時(shí),其最大流速為平均流速的一倍；湍流時(shí),其最大流速約為平均流速的倍.18 .畫(huà)出以下典型反響器停留時(shí)間分布密度曲線的示意圖：在上邊19 .精儲(chǔ)操作中回流比 R是一個(gè)重要的參數(shù),其定義為 R =在精微操作中 假設(shè)塔板數(shù)保持不變,增大回流比,那么所得的塔頂產(chǎn)品純度

5、將 O假設(shè)減少回流比且要維持塔頂產(chǎn)品的純度不變那么需 塔板數(shù).20 .冷流體在加熱管中升溫至 363 K,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 350 K.可能的原因是 ,這時(shí),傳熱速率比原先的要 .21 .流體流動(dòng)的連續(xù)性方程uiAi=u2A2是在 條件下得出.它僅適用于 的流體,它是 原理在化學(xué)工程中的應(yīng)用.22 .國(guó)際單位制的壓強(qiáng)采用專(zhuān)用名稱(chēng)單位Pa,其國(guó)際制根本單位表達(dá)式(單位因次式)為 .23 .設(shè)Ei和E2分別為平行反響過(guò)程中主、副反響的活化能,請(qǐng)?jiān)谝韵聢D中畫(huà)出平行反響選擇性與溫度的關(guān)系.24 .液體的粘度隨溫度升高而 ,因此溫度

6、升高,固體顆粒在液體中的沉降速度 o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 O25 . 一個(gè)填料吸收塔逆流操作時(shí),假設(shè)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,那么出口氣體中吸收質(zhì)的含量將,吸收率將.26 .在加熱或冷卻時(shí),假設(shè)單位時(shí)間傳遞的熱量一定,那么在同一換熱設(shè)備中,采用逆流操作比并流操作,加熱劑或冷卻劑的用量要 O假設(shè)單位時(shí)間傳遞的熱量一定,加熱劑或冷卻劑的用量也一定,那么逆流操作所需換熱設(shè)備的傳熱面積要比并流操作的.27 .將以下非SI單位計(jì)量的物理量分別換算成指定的SI單位：質(zhì) 量 2.5kg (f) - s2 - m-1=kg壓 強(qiáng) 30

7、kg (f) cm-2=Pa熱 量1.00kcal it=J比定壓熱容0.50kcal kg-1 C -1=J . kg-1 K-128 .假設(shè)流體在連續(xù)流動(dòng)管式反響中流動(dòng)時(shí),到達(dá)了 的程度,那么該反響器可稱(chēng)為活塞流反響器.29 .在圓形直管中流動(dòng)的流體,流動(dòng)型態(tài)分為 和.其中判斷流體流動(dòng)型態(tài)的特征數(shù)是 .30 .對(duì)于雙組分液體的連續(xù)精微過(guò)程.在別離任務(wù)和進(jìn)料熱狀況給定的情況下,假設(shè)增加回流比,將使減少,卻使 增加.31 .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(duì)流傳熱是 由于 傳遞熱能.32 .工程書(shū)籍或手冊(cè)中 CGS制的壓強(qiáng)的單位曾采用過(guò)工程大氣壓(at),工程大氣壓的

8、定義值為:1 at=_kg (f) - cm-2=m (H2O)將其換算成SI單位Pa時(shí)的準(zhǔn)確換算值為：1 at=Pa33 .假設(shè)根本物理量為質(zhì)量M、長(zhǎng)度L和時(shí)間T,那么粘度的量綱式(因次式)為 .34.在以下Txa圖中分別標(biāo)繪出氣固相催化反響過(guò)程的操作線.35 .孔板流量計(jì)和轉(zhuǎn)子流量計(jì)測(cè)流量都是依據(jù) 原理,前者通過(guò)所測(cè) 來(lái)計(jì)算流體的流量,后者由 來(lái)確定流量的大小.36 .相際傳質(zhì)過(guò)程主要依靠物質(zhì)的擴(kuò)散作用,而物質(zhì)的擴(kuò)散主要有兩種根本方式：物質(zhì)借分子運(yùn)動(dòng)由一處向另一處轉(zhuǎn)移而進(jìn)行物質(zhì)擴(kuò)散的方式,即為；物質(zhì)因流體的旋渦運(yùn)動(dòng)或流體質(zhì)點(diǎn)的相對(duì)位移而進(jìn)行物質(zhì)擴(kuò)散的方式即為.37 .在列管換熱器中用飽和水

9、蒸氣加熱某溶液,通常使 走殼程,走管程.38 .試比擬以下壓強(qiáng)的大?。篈 1.5大氣壓表壓；B 450mmHg真空度；C 1.2kPa絕壓；D 22mH2O絕壓；E 5m硫酸柱絕壓.硫酸密度為 1.840X 103 kg - m-3>>>>.39 .工業(yè)反響器的放大設(shè)計(jì)方法,過(guò)去曾主要采用 的方法,直至20世紀(jì)中葉 的方法才漸趨成熟起來(lái),尤其是計(jì)算機(jī)及軟件系統(tǒng)的迅速開(kāi)展,為這種新興的方法提供了有效的手段.40 .以單位重量為基準(zhǔn),不可壓縮實(shí)際流體的伯努利方程式為 ,各項(xiàng)的單位為.41 .根據(jù)雙膜模型的根本假設(shè),氣液兩相的擴(kuò)散阻力集中在兩層虛擬的靜止膜層內(nèi) ,假設(shè)用水吸收

10、NH3或HCl, 傳質(zhì)阻力幾乎全集中于 ,通常稱(chēng)為 限制;假設(shè)用水吸收O2或N2,傳質(zhì)阻力幾乎全集中于 ,通常稱(chēng)為 限制.42 .平壁爐爐膛溫度為1300 K,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353 K, 裝飾層外側(cè)溫度為 333 Ko假設(shè)在保溫磚與裝飾層之間再加一層保溫材料,那么溫度變化情況為：保溫磚外側(cè) 溫度;裝飾層外側(cè)溫度 .43 .在早期出版的手冊(cè)中,查到粘度的數(shù)據(jù)常以厘泊為計(jì)量單位,國(guó)際單位制的粘度單位為 ,兩者的 換算關(guān)系為：1厘泊=.244 .用脈沖法實(shí)驗(yàn)測(cè)得一連續(xù)流動(dòng)反響器的平均停留時(shí)間t=60 s,停留時(shí)間的方差t =360 s,假設(shè)用多釜串聯(lián)模

11、型和軸向擴(kuò)散模型來(lái)描述其中的返混情況,此時(shí)模型參數(shù)N和Pe分別為 和 o45 .從壓強(qiáng)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(dāng)閥門(mén)由全開(kāi)變?yōu)榘腴_(kāi)時(shí),支管出口處的流量將 ,直管DE的阻力損失 將,使閥門(mén)下游 D處的壓強(qiáng)將.CD區(qū)46 .精儲(chǔ)是利用液體混合物中各組分 不同°的特性來(lái)進(jìn)行別離的.這種別離操作是通過(guò) 間的 質(zhì)量傳遞實(shí)現(xiàn)的.47 .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48 .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 o49 .彼克列模數(shù)Pe-> ,反響器內(nèi) 返混

12、,趨近于 模型；彼克列模數(shù)Pe->0,反響器內(nèi) 返混,趨近于 模型.50 .在研究流體流動(dòng)規(guī)律時(shí),要注意區(qū)分是定?；蚍Q(chēng)定態(tài)流動(dòng)和不定?；蚍Q(chēng)不定態(tài)流動(dòng),穩(wěn)定態(tài) 和不穩(wěn)定態(tài).如果所考察的流體流動(dòng)過(guò)程或系統(tǒng)中任何一個(gè)部位或任何一個(gè)點(diǎn)上的流體性質(zhì)和過(guò)程參數(shù)都不隨時(shí)間而改變,那么該過(guò)程為 過(guò)程,反之,那么為 過(guò)程.當(dāng)流體流動(dòng)過(guò)程的雷諾數(shù)大于1X104時(shí),可以認(rèn)為是 的湍流；當(dāng)雷諾數(shù)在 2000 4000之間流體的流動(dòng)型態(tài)為 的過(guò)渡區(qū)域.51 .某混合氣體在標(biāo)準(zhǔn)狀況下有V m3,其中溶質(zhì) A為nA mol,其余為惰性組分 B,那么組分A的摩爾分?jǐn)?shù)為,摩爾比比摩爾分?jǐn)?shù)為 .52 .為強(qiáng)化傳熱,人們?cè)O(shè)計(jì)

13、了管外加翅片的換熱器.它適用于管內(nèi),而管外 的情況.53 .從早期文獻(xiàn)中查到某種液體的比重為0.981,按國(guó)家法定單位制規(guī)定,廢棄比重改用相對(duì)密度,那么該種液體的相對(duì)密度為,密度為.54 . 精儲(chǔ)操作的原理. 實(shí)現(xiàn)精微操作的必要條件是 和.55 .氣液兩相成平衡狀態(tài)時(shí),氣液兩相溫度 ,液相組成 氣相組成.56 .用相對(duì)揮發(fā)度a表示的氣液平衡方程可寫(xiě)為 .根據(jù)a的大小,可用來(lái) , 右a =1,那么表7K.57 .某兩組分物系,相對(duì)揮發(fā)度a=3,在全回流條件下進(jìn)行精儲(chǔ)操作,對(duì)第 n、n+1兩層理論板從塔頂往下計(jì),假設(shè)yn=0.4 ,那么yn+i= .全回流操作通常適用于 或.58 .在總壓為ioi

14、.3kPa、溫度為85c下,苯和甲苯的飽和蒸氣壓分別為pA 116.9kPa、pB 46kPa ,A口那么相對(duì)揮發(fā)度a =,平衡的液相組成Xa=, 氣相組成yA=.59 .某精儲(chǔ)塔的精儲(chǔ)段操作線方程為y 0.72x 0.275 ,那么該塔的操作回流比為 ,流液組成 為.60 .最小回流比的定義是 ,適宜回流比通常取為R m,n.61 .精儲(chǔ)塔進(jìn)料可能有 種不同的熱狀況,當(dāng)進(jìn)料為氣液混合物且氣液摩爾比為2:3時(shí),那么進(jìn)料熱狀況參數(shù)q值為.62 .在流動(dòng)系統(tǒng)中,假設(shè)截面上流體壓強(qiáng)、密度、流速等僅隨 改變,不隨 改變,稱(chēng)為穩(wěn)定 流動(dòng).63 .流體在圓形直管中作層流流動(dòng),如果流量等不變,只是將管徑增大

15、一倍,那么阻力損失為原來(lái)的 .64 .離心泵起動(dòng)時(shí)需.65 .雷諾準(zhǔn)數(shù)的表達(dá)式為 .當(dāng)密度p= 820 kg.m,粘度從=3厘泊的某物質(zhì)在內(nèi)徑為d=100mm,以流速為2m.s 在管中流動(dòng)時(shí),其雷諾準(zhǔn)數(shù)等于 ,其流動(dòng)類(lèi)型為.66 .牛頓粘性定律用粘滯力的表達(dá)式為 .用剪應(yīng)力的表達(dá)式為 .67 .當(dāng)20c的水p =998.2kg.m,從=1.005厘泊在內(nèi)彳仝為100mm的光滑管內(nèi)流動(dòng)時(shí),假設(shè)流速為1.5m.s 時(shí),其雷諾準(zhǔn)數(shù)Re為,直管摩擦阻力系數(shù)人為 .68 .某長(zhǎng)方形截面的通風(fēng)管道,其截面尺寸為30 x 20mm,其當(dāng)量直徑de為.10.流體體積流量一定時(shí),有效截面擴(kuò)大,那么流速,動(dòng)壓頭,

16、靜壓頭 增加、減少、不變.69 .套管由小57x 2.5mm和小25x 2.5mm的鋼管組成,那么環(huán)隙的流通截面積等于 ,潤(rùn)濕周邊等于 ,當(dāng)量直徑等于.70 .某流體在圓形直管中作滯流流動(dòng)時(shí),其速度分布是 型曲線,其管中央最大流速為平均流速的倍,摩擦系數(shù)人與 Re的關(guān)系為.71 .流體在管內(nèi)作湍流流動(dòng)時(shí)不是阻力平方區(qū),其摩擦系數(shù)入隨 和 而變.三.選擇題1 .在以下各種流量計(jì)中,哪一種流量計(jì)引起的局部阻力不隨流量的增加而顯著增 大？A孔板流量計(jì)；B轉(zhuǎn)子流量計(jì)； C文氏流量計(jì)；D毛細(xì)管流量計(jì).2 .對(duì)于逆流接觸的吸收過(guò)程,液氣比的大小對(duì)吸收操作具有較大的影響.通常,實(shí)際操作的液氣比常以最小液氣比

17、的倍數(shù)來(lái)表示.當(dāng)單位吸收耗劑用量趨于最小液氣比時(shí),那么有A吸收過(guò)程推動(dòng)力趨于最大,吸收塔所需高度趨于最?。籅吸收過(guò)程推動(dòng)力趨于最小,吸收塔所需高度趨于最大；C吸收過(guò)程推動(dòng)力趨于最大,吸收塔所需高度趨于最大；3.常溫下,鋼、不銹鋼、水和空氣的導(dǎo)熱系數(shù)分別為(D)吸收過(guò)程推動(dòng)力趨于最小,吸收塔所需高度趨于最小.4.水從高位槽中流出時(shí),那么(A) 45 W - m1 -K1 ,15 W - m1 -K1 ,0.6 W m1 . K1和0.026 W -m1-K1(B) 0.6 W - m1 -K1 ,0.026 W -m1 K 1 ,45W -m 1 K1和 15 W -m1.K1(C) 0.026

18、 W -m1 -K 1 ,0.6 W -m1 K 1 ,15W -m 1 -K1和 45 W -m1-K1(D) 15 W - m1 -K1 ,45 W m1 K1 ,0.6 W m1 K1和0.026 W -m1-K1(D)流體所受到的重力(A)水的靜壓能轉(zhuǎn)變?yōu)閯?dòng)能；(B)水的位能轉(zhuǎn)變?yōu)閯?dòng)能；(C)除水的靜壓能轉(zhuǎn)變?yōu)閯?dòng)能外,由于位能的減少,水的內(nèi)能略有下降；(D)除水的位能轉(zhuǎn)變?yōu)閯?dòng)能外,由于靜壓能的減少,水的內(nèi)能略有下降；5. 在連續(xù)精儲(chǔ)加料操作線方程(q線方程)中的q值,可視為總進(jìn)料量中參與回流的料液量所占的分?jǐn)?shù).因此飽和液體(泡點(diǎn)溫度)進(jìn)料時(shí)的q值為()(A) 0 ;(B) 1 ;(C)

19、小于0的值；(D)大于1的值.6. 冷熱兩流體在逆流換熱時(shí),冷流體的出口極限溫度可能是 ().(A)等于或接近于熱流體的進(jìn)口溫度;(B)低于或接近于熱流體的進(jìn)口溫度；(C)高于或接近于熱流體的進(jìn)口溫度;(D)遠(yuǎn)高于熱流體的進(jìn)口溫度.7. 流量為0.01 m3懺1的流體從套管環(huán)隙(套管外管內(nèi)徑為 50 mm,內(nèi)管外徑為25 mm,管壁為2.5 mm) 中流過(guò),流體的流速為()(A)20.5 m - s-1;(B)14.2 m - s1;(C)6.8 m s1;(D)31.8 m - s1.8. 如下圖,A和B兩條平行直線為某一個(gè)填料吸收甘塔在兩種情況下的操作線.比擬兩種操作情況下的塔頂尾氣J中吸

20、收質(zhì)含量丫2和塔底溶液中吸收質(zhì)的含量Xi,可P知()(A) (Y2)a>(Y2)b; (X1)a > (X1)b ;K(B) (Y2)a<(Y2)b; (X1)a< (X1)b;Lz-F(C) (Y2)a > (Y2)b ; (X1)a < (X1)b ;(D) (Y2)a = (Y2)b ; (X1)a= (X1)b ;9. 在一個(gè)單程列管式換熱器中,殼程內(nèi)通以20 C左右的水,用來(lái)冷卻管程中流經(jīng)的 200 C的熱空氣.經(jīng)實(shí)測(cè),空氣對(duì)管壁的傳熱膜系數(shù)1 =5.0 W - m 2 - K-1,管壁對(duì)水的傳熱膜系數(shù)2 =400 W - m 2 - K-1.管壁

21、為碳鋼,壁厚3 mm,碳鋼的導(dǎo)熱系數(shù)=50 W - m 1 - K 1o現(xiàn)欲強(qiáng)化該傳熱過(guò)程,最合理的舉措是 ()(A)將原換熱器換成一個(gè)傳熱面積更大的換熱器；(B)將內(nèi)管由鋼管改為銅管；(C)增大殼程中水的流速；(D)增大管程中空氣的流速.10. 當(dāng)流體在圓管內(nèi)流動(dòng)時(shí),使流體的流速在圓管內(nèi)分布不均勻的原因是由(A)管壁存在摩擦力；(B)流體的靜壓力；(C)流體存在粘滯力;11. 雷諾數(shù)Re的數(shù)學(xué)表達(dá)式為du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.12 .有一連續(xù)精儲(chǔ)塔別離苯和甲苯的混合物,塔頂?shù)玫奖降哪柗謹(jǐn)?shù)為0.97的產(chǎn)品,塔底得到甲苯的摩爾分?jǐn)?shù)為0.98的產(chǎn)品.

22、由于市場(chǎng)需求發(fā)生變化,現(xiàn)要求塔頂產(chǎn)品的純度提升至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(rèn)為應(yīng)采用哪一 條？ ()(A)增加回流比;(B)將加料口向下移一塊塔板；(C)加料口下移的同時(shí),將加料狀態(tài)從冷液改為飽和蒸氣加料；(D)增加回流比的同時(shí)增加塔底再沸器的蒸氣加熱量.13 .在多層固體平壁中進(jìn)行一維定常導(dǎo)熱時(shí),各層的溫度降與各相應(yīng)層的熱阻之間呈何種關(guān)系？()(A)反比關(guān)系；(B)無(wú)關(guān)系； (C)正比關(guān)系；(D)不確定關(guān)系.14 .流體在確定的系統(tǒng)內(nèi)作連續(xù)的定常流動(dòng)時(shí),通過(guò)質(zhì)量衡算可得到：()(A)流體靜力學(xué)根本方程；(B)連續(xù)性方程;(C)伯努利方程；(

23、D)泊謖葉方程.15 . 在精儲(chǔ)塔中,相鄰三層實(shí)際塔板的氣液兩相組成如下圖,且Xn和Xn +1對(duì)應(yīng)的氣相平衡 組成為yn*和yn +1*,那么第n層塔板的單板效率 為()(A) (yn-yn+1)/(yn -xn )；(B) (yn-yn+1)/(yn*-yn+1)；(C) (yn -yn +1)/ (yn -Xn +1)；(D) (yn*-yn)/(yn -yn +1).16 .在一列管式換熱器中用水冷卻列管內(nèi)的 CO2 氣體,就整個(gè)換熱過(guò)程而言,熱阻主要存在于()(8) CO2氣體的流動(dòng)主體中；(C)金屬管壁中；(D) CO2氣體與管壁間的層流底層中；(E)水流與管壁間的層流底層中.17.

24、 流體在圓管內(nèi)呈層流流動(dòng)時(shí),速度分布曲線的形狀及平均速度u和最大速度Umax的關(guān)系分別為()(A)拋物線形,U= Umax;2(B)非嚴(yán)格的拋物線形,U=0.82 Umax；(C)非嚴(yán)格的拋物線形,U= Umax;( D)拋物線形,U=0.82 Umax.218. 如下圖為各種進(jìn)料熱狀況的q線其中,表示氣液混合進(jìn)料的 q線是()(A)線 1 ；(B)線 2 ； (C)線 3 ；(D)線 4 o19. 目前我國(guó)化工企業(yè)中使用得最廣泛的換熱器 是()(D)列管式換熱器.(A)夾套式換熱器；(B)翅片式換熱器；(C)螺旋板式換熱器；20.流體在管內(nèi)作連續(xù)定態(tài)流動(dòng)時(shí),流速U與管徑d之間的關(guān)系UU2d；

25、可適用于()(A)不可壓縮流體的等溫過(guò)程；(B)可壓縮流體的等溫過(guò)程；(C)不可壓縮流體的變溫過(guò)程；(D)可壓縮流體的變溫過(guò)程.21 .流體在圓管內(nèi)呈層流流動(dòng)時(shí),速度分布曲線的形狀及平均速度U和最大速度Umax的關(guān)系分別為()A拋物線形,U= umax;B非嚴(yán)格的拋物線形,U=0.82 Umax;C非嚴(yán)格的拋物線形,U= _ Umax; D拋物線形,U=0.82 Umax.222 .吸收操作是一種用以別離哪類(lèi)混合物的單元操作？ 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.23 .在以下管殼式換熱器中,沒(méi)有降低或消除由溫差引起的熱應(yīng)力補(bǔ)償舉措的換熱器是AU形管式換熱器；

26、B浮頭式換熱器；C殼體帶有膨脹圈的管殼式換熱器；D固定管板式換熱器.24 .牛頓粘性定律適用于A層流流動(dòng)時(shí)的牛頓型流體；B湍流流動(dòng)時(shí)的牛頓型流體；C過(guò)渡流流動(dòng)時(shí)的牛頓型流體；D靜止?fàn)顟B(tài)下的牛頓型或非牛頓型流體.25 .如以下舉各條中,哪一條不是雙膜模型的根本假設(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(kuò)散方式通過(guò)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(guò)程不存在液膜阻力,難溶氣體的溶解過(guò)程不存在氣膜阻力.26 .在管殼式換熱器的設(shè)計(jì)中,假設(shè)冷、熱流體的傳熱膜系數(shù)1和2數(shù)量級(jí)相近,那么從提升總傳熱系數(shù) K的角度考慮,以下各種舉措中,哪一種不宜采用？A變單程為

27、多程；B增加管數(shù)；C減少管數(shù)；D殼程加橫向擋板.27 .流體在一根水平直管中流動(dòng),自A截面流至B截面后,流體因摩擦阻力而消耗的能量為50 J-kg-1.這一摩擦損失主要表現(xiàn)為B截面處的單位質(zhì)量流體A動(dòng)能的減少；B熱能的減少；C壓強(qiáng)能的減少；D上述三者之和.28 .無(wú)論在連續(xù)精儲(chǔ)塔或間歇精儲(chǔ)塔內(nèi)進(jìn)行均相混合液的別離操作,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.29 .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(shí)的傳熱膜系數(shù)為1 W - m 2- K 1,液體被加熱或冷卻的傳熱膜系數(shù)為2 W

28、 m-2 K-1,飽和水蒸氣冷凝時(shí)的傳熱膜系數(shù)為3 W - m 2 - K 1：那么其大小順序?yàn)锳3< 2<1；B2< 3<1； C3< 1 < 2；D1 < 2< 3.30 .以下哪一種表達(dá)與牛頓粘性定律無(wú)關(guān)：A流體的層與層之間不存在靜摩擦力,只要有力的作用,流體間即產(chǎn)生相對(duì)運(yùn)動(dòng)；B完全湍流時(shí),摩擦阻力與速度梯度成正比；C流體內(nèi)摩擦力的方向與速度增加的方向相反;D粘度的物理意義是使流體產(chǎn)生單位速度梯度的剪應(yīng)力.31 .流體在水平圓形直管中作定態(tài)流動(dòng)時(shí),一般在工業(yè)條件下,可形成湍流的臨界雷諾數(shù)為A Re >2000;B Re >230

29、0;C2000< Re <4000;D Re >4000.32 .將板式塔和填料塔作比擬,以下工程中,填料塔優(yōu)于板式塔的是A生產(chǎn)水平；B操作彈性；C持液量；D壓降.33 . 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(guò)程是A以熱傳導(dǎo)為主要方式；B以輻射為主要方式；C以熱對(duì)流為主要方式；D以熱傳導(dǎo)和熱對(duì)流兩種方式為主.34 .水連續(xù)地從內(nèi)徑為90 mm的粗管流入30 mm的細(xì)管內(nèi),那么細(xì)管內(nèi)水的流速是粗管的A3 倍； B1/9 倍； C9 倍； D1/3 倍.35 .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(jìn)口氣體組成 Yi=

30、0.05,出口 丫2=0.01,那么過(guò)程的平均推動(dòng)力為 A 0;B 0.01;C 0.04 ;D 0.02.36 .在一列管式換熱器中用水冷卻列管內(nèi)的CO2氣體,就整個(gè)換熱過(guò)程而言,熱阻主要存在于ACO2氣體的流動(dòng)主體中；B金屬管壁中；C.CO2氣體與管壁間的層流底層中；水流與管壁間的層流底層中.37 .流量為0.01 m3 , h-1的流體從套管環(huán)隙套管外管內(nèi)徑為 50 mm,內(nèi)管外徑為25 mm,管壁為2.5 mm中流過(guò),流體的流速為A20.5 m - s-1；B14.2 m - s1;C6.8 m s1;D31.8 m - s1.38 .20 , 101.3 kPa下,乙醇在空氣中的分子

31、擴(kuò)散系數(shù)為1.21 X10-5 m2 s1.假設(shè)壓強(qiáng)不變,隨著溫度增高,那么擴(kuò)散系數(shù)的數(shù)值應(yīng)為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.39 .對(duì)一臺(tái)正在工作的列管式換熱器 ,一側(cè)傳熱膜系數(shù)1 1.16 104 W m-2-K二另一側(cè)傳熱膜系數(shù) 2 100 W-m2-K?管壁熱阻很小,那么要提升傳熱總系數(shù),最有效的舉措是A設(shè)法增大2的值；B設(shè)法同時(shí)增大 1和2的值；C設(shè)法增大1的值；D改用導(dǎo)熱系數(shù)大的金屬管.40 .在一容積很大液面恒定的貯槽底部有一個(gè)小孔,流體從小孔中流出,流體流出的速度為u,假設(shè)損失壓頭可忽略不計(jì),那么u正比于AH H 貯槽內(nèi)液面的高度；BjH ;

32、Cp p大氣壓強(qiáng)；D E Hg 流體的密度,g 重力加速度.41.孔板流量計(jì)的主要缺點(diǎn)是A結(jié)構(gòu)復(fù)雜,造價(jià)高；B噪音較大；C維修困難； D能量損耗大.42 .精儲(chǔ)過(guò)程是一個(gè)消耗能量的過(guò)程,精儲(chǔ)塔的能量消耗主要是 A對(duì)進(jìn)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(xiàng)能耗都是主要的,它們消耗能量均很接近.43 .有一列管式換熱器,管程中通過(guò)冷卻水以冷凝殼程中通入的有機(jī)物蒸氣.根據(jù)實(shí)際需要,現(xiàn)準(zhǔn)備將該換熱器管程由單程改為雙程.流經(jīng)物料的流量和進(jìn)口溫度均不變,以下各種現(xiàn)象中,哪一種不會(huì)發(fā)生?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

33、來(lái)的有機(jī)物出口溫度降低.44 .實(shí)驗(yàn)中用U形管壓差計(jì)測(cè)得某設(shè)備內(nèi)的壓力讀數(shù)為零,說(shuō)明該設(shè)備的絕對(duì)壓為A 0 Pa；B 101.3 kPa；C當(dāng)時(shí)當(dāng)?shù)卮髿鈮簭?qiáng)； D 1 MPa.45 . 用一個(gè)間歇精儲(chǔ)塔別離苯、甲苯、二甲苯三元混合物精儲(chǔ)塔有足夠的別離水平將三種組分別離.現(xiàn)在塔頂上升蒸氣的氣流中裝一個(gè)熱電偶溫度計(jì),將溫度計(jì)和電動(dòng)記錄儀聯(lián)接.24小時(shí)后,精儲(chǔ)根本結(jié)束,你認(rèn)為記錄儀上得到的應(yīng)為以下曲線中哪一條曲線？46 .在一個(gè)單程列管式換熱器中,殼程內(nèi)通以20 C左右的水,用來(lái)冷卻管程中流經(jīng)的200 C的熱空氣.經(jīng)實(shí)測(cè),空氣對(duì)管壁的傳熱膜系數(shù)1 =5.0 W m-2 K-1,管壁對(duì)水的傳熱膜系數(shù)2

34、 =400 W - m 2 - K-1.管壁為碳鋼,壁厚3 mm,碳鋼的導(dǎo)熱系數(shù)=50 W m 1 K 1.現(xiàn)欲強(qiáng)化該傳熱過(guò)程,最合理的舉措是A將原換熱器換成一個(gè)傳熱面積更大的換熱器；B將內(nèi)管由鋼管改為銅管；C增大殼程中水的流速；D增大管程中空氣的流速.47 .自來(lái)水通過(guò)一段橫截面積S不同的管路作定常流動(dòng)時(shí),其流速 uA不改變； B隨S改變,S越大,u越大；C隨S改變,S越大,u越?。籇無(wú)法判斷.48 . 在y-x圖上,連續(xù)精儲(chǔ)操作線與對(duì)角線重合是由于 A進(jìn)料是過(guò)熱蒸氣；B回流比為最小回流比；C塔頂無(wú)產(chǎn)品引出,全部用于回流；D塔頂回流液量為零.49 .在某換熱器內(nèi),熱流體的進(jìn)口溫度為400 K

35、,出口溫度為300 K;冷卻水的進(jìn)口溫度為 280 K,出口溫度為290 Ko并流時(shí),對(duì)數(shù)平均溫差%為 A 130 K;B 65 K;C 44.3 K; D 52.8 K.50 .伯努利Bernoulli 方程表達(dá)了流體流動(dòng)過(guò)程中的A力的平衡關(guān)系；B物料衡算關(guān)系；C動(dòng)量衡算關(guān)系；D機(jī)械能衡算關(guān)系.51 .層流底層越薄,那么.A.近壁面速度梯度越小B.流動(dòng)阻力越小 C.流動(dòng)阻力越大D.流體湍動(dòng)程度越小52 .當(dāng)不可壓縮理想流體在水平放置的變徑管路中作連續(xù)流動(dòng)時(shí),在管子直徑縮小的地方,其靜壓力.A.不變 B增大 C減小 D不確定53 .吸收速率主要決定于通過(guò)雙膜的擴(kuò)散速率,提升吸收效率,那么要A.

36、增加氣膜厚度和減少液膜厚度B.減少氣膜厚度和液膜厚度 C.增加氣膜厚度和液膜厚度54 .在常壓下用水逆流吸收空氣中的CO2,假設(shè)將用水量增加,那么出口氣體中CO2的含量將A.增加 B.減少C.不變55 .通常所討論的吸收操作中,當(dāng)吸收劑用量趨于最小用量時(shí)A.回收率趨向最高B.推動(dòng)力趨向最大C.操作最為經(jīng)濟(jì)D.填料層高度趨向于無(wú)窮大.56 .在Y-X圖上,吸收操作線總是位于平衡線A.上方 B.下方C.重合線上57 .對(duì)吸收操作影響較大的填料特性是A.比外表積和自由體積B.機(jī)械強(qiáng)度C.對(duì)氣體阻力要小58 .氣體的享利系數(shù)E值越大,說(shuō)明氣體.A.越易溶解B.越難溶解 C.溶解度適中59 .對(duì)處理易溶

37、氣體的吸收,為較顯著地提升吸收速率,應(yīng)增大 的流速.A.氣相； B.液相； C.氣液兩相；60 .對(duì)于解吸操作,其溶質(zhì)在液體中的實(shí)際濃度與氣相平衡的濃度.A.小于； B.大于； C.等于；61 .精儲(chǔ)塔的操作線是直線,其原因是A.理論板假設(shè) B.理想物系C.塔頂泡點(diǎn)回流D.恒摩爾流假設(shè)62 .別離某兩元混合液,進(jìn)料量為10kmol/h ,組成xf=0.6 ,假設(shè)要求儲(chǔ)出液組成xd不小于0.9 ,那么最大儲(chǔ)出液量為.A.6.67 kmol/h B.6 kmol/h C.9 kmol/h D.不能確定.63 .在精儲(chǔ)塔圖解計(jì)算中,假設(shè)進(jìn)料熱狀況變化,將使.A.平衡線發(fā)生變化B.操作線與q線變化C.平衡線與q線變化 D.平衡線與操作線變化64 .流體在園管內(nèi)流動(dòng)時(shí),管中央流速最大,湍流時(shí)的平均流速與管中央的最大流速的關(guān)系為A. U =1/2.UB. U =0.8U C. U =3/2.U65 .層流底層越薄,那么.A.近壁面速度