化工原理試習題及其答案

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，測得其平均流速為0.5 m·s-1，雷諾數Re=1000，壓降p=10 Pa，問管中心處的最大流速為 m·s-1。若平均流速增大為1 m·s-1，則壓降p為 Pa。2.反應器內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,若液氣比增大,則吸收液的出塔濃度 ,吸收的推動力 。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，則該換熱器此時的總傳熱系數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 。6. 雷諾

2、數Re是流體流動 的判據。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Re 時，方可達到穩(wěn)定的湍流。7. 活塞流反應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 。8. 在連續(xù)接觸的填料塔內,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)列導出計算式, 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： 、 、 、 。10.伯努利方程gZ1+We=gZ2+適用的條件是在 流動時的 流體。11. 從手冊中查得某液體在25和1 atm時的粘度為0.80 厘泊，試將其換算成國際單位

3、制，粘度應為 。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)中任何一個部位或任何一個點上的流體性質和過程參數都不隨時間而改變，則該過程為 過程，反之，則為 過程。當流體流動過程的雷諾數大于1×104時，可以認為是 的湍流；當雷諾數在2000 4000 之間流體的流動型態(tài)為 的過渡區(qū)域。13. 流化床反應器中常需選用合適的氣體分布板和增設導向板等內部構件，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量。14. 在精餾過程中,當回流比加大時,精餾段與提餾段操作線交點向 移動

4、,并以 為極限;回流比減小時, 精餾段與提餾段操作線交點向 移動,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Pe，反應器內 返混，趨近于 模型；彼克列模數 Pe0，反應器內 返混，趨近于 模型。17. 流體在圓管內做層流流動時，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。18. 畫出下列典型反應器停留時間分布密度曲線的示意圖：19. 精餾操作中回流比R是一個重要的參數,其定義為R = ,在精餾操作中,若塔板數保持不變,增大回流比,則所得的塔頂產品純度將 。若減少回流比且要維持塔頂產品的純度不變則需 塔板數。20.

5、 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,總傳熱總系數也不變，但冷流體出口溫度降至350 。可能的原因是 ,這時,傳熱速率比原先的要 。21. 流體流動的連續(xù)性方程u1A1=u2A2是在 條件下得出。它僅適用于 的流體，它是 原理在化學工程中的應用。22. 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 。23. 設E1和E2分別為平行反應過程中主、副反應的活化能，請在下圖中畫出平行反應選擇性與溫度的關系。 24. 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度 。氣體的粘度隨溫度升高而 ，因此溫度升高

6、，固體顆粒在氣體中的沉降速度 。25. 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含量降低,其它操作條件保持不變,則出口氣體中吸收質的含量將 ,吸收率將 。26. 在加熱或冷卻時，若單位時間傳遞的熱量一定，則在同一換熱設備中，采用逆流操作比并流操作，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備的傳熱面積要比并流操作的 。27. 將下列非SI單位計量的物理量分別換算成指定的SI單位： 質 量 2.5kg（f）·s2·m-1= kg 壓 強 30kg（f）·cm-2= Pa 熱 量 1.00kcalI

7、T= J比定壓熱容 0.50kcal·kg-1·-1= J·kg-1·K-128. 若流體在連續(xù)流動管式反應中流動時，達到了 的程度，則該反應器可稱為活塞流反應器。29. 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)的特征數是 。30. 對于雙組分液體的連續(xù)精餾過程。在分離任務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。31. 熱傳導是在物體內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。32. 工程書籍或手冊中CGS制的壓強的單位曾采用過工程大氣壓（at），工程大氣壓的定義值為： 1 at=

8、 kg（f）·cm-2= m（H2O）將其換算成SI單位Pa時的準確換算值為： 1 at= Pa33. 若基本物理量為質量M、長度L和時間T，則粘度的量綱式（因次式）為 。34. 在下列TxA圖中分別標繪出氣固相催化反應過程的操作線。35. 孔板流量計和轉子流量計測流量都是依據 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。36. 相際傳質過程主要依靠物質的擴散作用，而物質的擴散主要有兩種基本方式：物質借分子運動由一處向另一處轉移而進行物質擴散的方式，即為 ;物質因流體的旋渦運動或流體質點的相對位移而進行物質擴散的方式即為 。37. 在列管換熱器中用飽和水蒸氣加熱某

9、溶液，通常使 走殼程， 走管程。38. 試比較下列壓強的大?。海ˋ）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）。（已知硫酸密度為1.840×103 kg·m-3） > > > >。39. 工業(yè)反應器的放大設計方法，過去曾主要采用 的方法，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。40. 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 。41. 根據雙膜模型的基本假設,氣液兩相

10、的擴散阻力集中在兩層虛擬的靜止膜層內,若用水吸收NH3或HCl,傳質阻力幾乎全集中于 ,通常稱為 控制;若用水吸收O2或N2,傳質阻力幾乎全集中于 ,通常稱為 控制。42. 平壁爐爐膛溫度為1300 K，爐壁由內向外由耐火磚，保溫磚和裝飾層組成，保溫磚外側溫度為353 K，裝飾層外側溫度為333 K。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：保溫磚外側溫度 ；裝飾層外側溫度 。43. 在早期出版的手冊中，查到粘度的數據常以厘泊為計量單位，國際單位制的粘度單位為 ，兩者的換算關系為： 1厘泊= 。44. 用脈沖法實驗測得一連續(xù)流動反應器的平均停留時間=60 s，停留時間的方差 =

11、360 s，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N和Pe分別為 和 。45. 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 。46. 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 間的質量傳遞實現(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 。49. 彼克列模數Pe，反應器內 返混，趨近

12、于 模型；彼克列模數 Pe0，反應器內 返混，趨近于 模型。50. 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和過程參數都不隨時間而改變，則該過程為 過程，反之，則為 過程。當流體流動過程的雷諾數大于1×104時，可以認為是 的湍流；當雷諾數在2000 4000 之間流體的流動型態(tài)為 的過渡區(qū)域。51. 某混合氣體在標準狀況下有V m3,其中溶質A為nA mol,其余為惰性組分B,則組分A的摩爾分數為 , 摩爾比（比摩爾分數）為 。52. 為強化傳熱，人們設計

13、了管外加翅片的換熱器。它適用于管內 ，而管外 的情況。53. 從早期文獻中查到某種液體的比重為0.981，按國家法定單位制規(guī)定，廢棄比重改用相對密度，則該種液體的相對密度為 ，密度為 。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)度表示的氣液平衡方程可寫為 。根據的大小，可用來 ，若=1，則表示 。57某兩組分物系，相對揮發(fā)度=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101.3kPa、溫度為85下

14、，苯和甲苯的飽和蒸氣壓分別為、，則相對揮發(fā)度= ，平衡的液相組成xA= ,氣相組成yA= .59.某精餾塔的精餾段操作線方程為，則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 Rmin。61.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q值為 。62.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。63.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_。64.離心泵起動時需_。65. 雷諾準數的表達式為_。當密度820 kg.m,粘度=3厘

15、泊的某物質,在內徑為d=100mm,以流速為2m.s在管中流動時,其雷諾準數等于_,其流動類型為_.66.牛頓粘性定律用粘滯力的表達式為_.用剪應力的表達式為_. 67. 當20的水(=998.2kg.m,=1.005厘泊)在內徑為100mm的光滑管內流動時,若流速為1.5m.s時,其雷諾準數Re為_,直管摩擦阻力系數為_.68.某長方形截面的通風管道,其截面尺寸為30×20mm,其當量直徑de為_.10.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）。69.套管由57×2.5mm和25×2.5mm的鋼管組成，則環(huán)隙的流通截面積等

16、于_，潤濕周邊等于_，當量直徑等于_。 70.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，摩擦系數與Re的關系為_。71.流體在管內作湍流流動時(不是阻力平方區(qū))，其摩擦系數隨_ 和_而變。二、判斷題1. 流體流動時，其粘度越大，內摩擦力越大。（ ）2. 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，任何其它復雜流程皆介于兩者之間。（ ）3. 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。（ ）4. 流體通過孔板流量計中孔板所造成的阻力

17、，隨著流量的增加而增加；同樣流體通過轉子流量計中轉子處所造成的阻力，也隨著流量的增加而增加。（ ）5. 冷、熱流體通過間壁進行熱交換時,提高原來的傳熱膜系數1和2中較小一個的數值,對總傳熱系數的提高影響不大。( )6. 流體在圓形管道內湍流流動時，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。（ ）7. 導熱系數和傳熱膜系數都是物質的物理性質之一。（ ）8. 求熱交換過程的平均溫度差時，當時，應該用公式計算；而當時，則必須用公式計算，否則誤差較大。（ ）9. 導熱系數與傳熱膜系數，都是物質的物理性質.（ ）10. 對于簡單反應，無論是放熱反應還是吸熱反應，提高溫度總是有利

18、于加大反應速度。（ ）11.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也相同。（ ）12. 多層平壁定態(tài)熱傳導時，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。（ ）13. 對應于停留時間分布密度函數E(t)最大值的時間即為平均停留時間。（ ） 14. 在測定流體流動阻力的實驗中，用水求得的摩擦系數Re的曲線，對其它流體也能適用。（ ）15. 冷熱兩流體經間壁進行定態(tài)換熱，若間壁兩側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時的傳熱平均溫差大。（ ）16.

19、 流體在一帶錐度的圓管內流動，當流經AA和BB兩個截面時，雖然平均流速uAuB，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。（ ） 17.為提高總傳熱系數K，必須改善傳熱膜系數大的一側的換熱條件。（ ）18. 當管外壁保溫材料的厚度增大時，保溫層內外壁間的溫度差增大，總的熱阻也增大。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。 ( ）19. 對于同一種保溫材料，其堆積密度越小保溫越有利。（ ）20. 對于氣固相催化反應過程，在消除了外擴散影響的前提下，內擴散過程影響是否存在及其影響程度，可由內擴散效率因子的數值來判斷：當實驗測得內擴散效率因子=0.3時，則表明該過程內擴

20、散影響不太顯著，內表面利用率較高。（ ）21. 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。（ ）22. 冷熱兩流體經間壁進行定態(tài)換熱，若間壁兩側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時的傳熱平均溫差大。（ ）23. 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。（ ）24. 冷、熱兩流體經間壁換熱時，若間壁兩側均為定態(tài)變溫傳熱，則逆流操作的傳熱溫差比并流大。（ ）25. 工業(yè)上流體輸送過程中，被輸送的流體大多數處于湍流狀態(tài)，但也有一些例外，如

21、粘度較大油品的輸送即屬此例。（ ）26. 多層固體平壁定態(tài)導熱時，總推動力為各層溫差之和，總熱阻為各層熱阻之和，總導熱速率為各層導熱速率之和。（ ）27. 流體在圓管內流動，若流量不變，而使管徑增大一倍（設流體的物性不變），則雷諾數的值為原來的2倍。（ ）28. 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，應將導熱系數大的包扎在內層。( ）29. 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、冷流體的質量流量、熱流體的質量流量及物性數據均保持不變，則對數平均溫差將不變。（ ）30. 流體在圓形管道內湍流流動時，管中心處的流速最

22、大，約為流體在管道中的平均流速的1.151.27倍。（ ）31. 冷、熱流體通過間壁進行熱交換時,提高原來的傳熱膜系數1和2中較小一個的數值,對總傳熱系數的提高影響不大。( )32. 敞口容器內靜止水面下1 m處測得的表壓強為9.81 kPa。（ ）33. 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，任何其它復雜流程皆介于兩者之間。（ ）34. 牛頓粘性定律的表達形式為，即剪應力與速度梯度成正比；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。（ ）35. 在列管換熱器中,如用飽和水蒸氣加熱管內空氣

23、,則傳熱管的壁溫接近于空氣的溫度。( )36. 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Re有關。Re越大，邊界層的厚度越大。（ ）37. 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。（ ）38. 在對流傳熱過程中，若兩種流體的傳熱膜系數分別為1和2，且12，在忽略固體壁面熱阻的情況下，總傳熱系數K接近于1。（ ）39. 石油催化裂化工業(yè)裝置采用密相流化床設備，為使設備能穩(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。( )40. 流體流動邊界層分為層流邊界層和湍流邊界層。一

24、般說的層流內層即為層流邊界層。 （ ）41. 為提高總傳熱系數K，必須改善傳熱膜系數大的一側的給熱條件。（ ）42. 流體流動時，其粘度越大，內摩擦力越大。（ ）43. 已知單層平壁內的熱傳導，在壁厚方向上溫度隨厚度變化呈線性關系。同理，單層圓筒壁內的導熱，溫度與半徑的關系也是線性的。（ ）44. 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。（ ）45. 流體流經固體表面時存在邊界層，邊界層內傳熱以熱傳導方式為主，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。（ ）46. 流體在一帶錐度的圓管內流動，當流經AA和

25、BB兩個截面時，雖然平均流速uAuB，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。（ ）48. 對于同一種保溫材料，其堆積密度越小保溫越有利。（ ）49. 在氣固相催化反應動力學研究中，為了消除內擴散過程的影響，通常保持在溫度、空間速度和反應物濃度不變的條件下，測定催化劑不同粒徑下的轉化率。當粒徑減小到一定程度后，轉化率不再改變，說明在該粒徑下，已消除了內擴散過程的影響。（ ）50.難溶的氣體，吸收阻力主要集中在氣膜上。（ ）51.亨利定律的表達式之一為pEx，若某氣體在水中的亨利系數E值很大，

26、說明該氣體為 易溶氣體。( )52.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。( )53.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1. 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？（ ）（A）孔板流量計； （B）轉子流量計；（C）文氏流量計； （D）毛細管流量計。2. 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,實際操作的液氣比常以最小液氣比的倍數來表示。當單位吸收耗劑用量趨于最小液氣比時,則有( ) (A) 吸收過程推動力趨于最大,吸

27、收塔所需高度趨于最小; (B) 吸收過程推動力趨于最小,吸收塔所需高度趨于最大; (C) 吸收過程推動力趨于最大,吸收塔所需高度趨于最大; (D) 吸收過程推動力趨于最小,吸收塔所需高度趨于最小。3. 常溫下，鋼、不銹鋼、水和空氣的導熱系數分別為（ ）（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·K1 ,45 W·m1·K1 和15 W&#

28、183;m1·K1 ;（C）0.026 W·m1·K1 ,0.6 W·m1·K1 ,15 W·m1·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 . 4. 水從高位槽中流出時，則（ ） （A）水的靜壓能轉變?yōu)閯幽埽?（B）水的位能轉變?yōu)閯幽埽?（C）除水的靜壓能轉變?yōu)閯幽芡?，由于位能的減少，水的內能略有下降； （D）除水的位能轉變?yōu)閯?/p>

29、能外，由于靜壓能的減少，水的內能略有下降；5. 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。因此飽和液體(泡點溫度)進料時的q值為( ) (A) 0 ;(B) 1 ;(C) 小于0的值;()大于1的值。6. 冷熱兩流體在逆流換熱時,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口溫度; (B)低于或接近于熱流體的進口溫度; (C)高于或接近于熱流體的進口溫度; (D)遠高于熱流體的進口溫度。7. 流量為0.01 m3·h-1的流體從套管環(huán)隙（套管外管內徑為50 mm，內管外徑為25 mm，管壁為2.5 mm）中流過，流體

30、的流速為（ ）(A)20.5 m·s-1； (B)14.2 m·s-1； (C)6.8 m·s-1； (D)31.8 m·s-1。8. 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含量Y2和塔底溶液中吸收質的含量X1,可知( ) (A) (Y2)A > (Y2)B ; (X1)A > (X1)B ; (B) (Y2)A < (Y2)B ; (X1)A < (X1)B ; (C) (Y2)A > (Y2)B ; (X1)A < (X1)B ; (D) (Y2)A

31、 = (Y2)B ; (X1)A = (X1)B ; 9. 在一個單程列管式換熱器中,殼程內通以20 左右的水,用來冷卻管程中流經的200 的熱空氣。經實測,空氣對管壁的傳熱膜系數=5.0 W·m2·K1,管壁對水的傳熱膜系數=400 W·m2·K1。管壁為碳鋼,壁厚3 mm,碳鋼的導熱系數=50 W·m1·K1?，F(xiàn)欲強化該傳熱過程,最合理的措施是( ) (A)將原換熱器換成一個傳熱面積更大的換熱器; (B)將內管由鋼管改為銅管;(C)增大殼程中水的流速； (D)增大管程中空氣的流速。10. 當流體在圓管內流動時，使流體的流速在圓管內

32、分布不均勻的原因是由于（ ）(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。11. 雷諾數Re的數學表達式為（ ）（A） ； （B）； （C）； （D）。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)精餾塔分離苯和甲苯的混合物，塔頂得到苯的摩爾分數為0.97的產品，塔底得到甲苯的摩爾分數為0.98的產品。由于市場需求發(fā)生變化，現(xiàn)要求塔頂產品的純度提高至0.98，塔底產品的純度和苯與甲苯的產量均要求維持不變。有人提出了四條建議，你認為應采用哪一條( ) (A) 增加回流比; (B) 將加料口向下移一塊塔板; (C)

33、 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; (D) 增加回流比的同時增加塔底再沸器的蒸氣加熱量。13. 在多層固體平壁中進行一維定常導熱時，各層的溫度降與各相應層的熱阻之間呈何種關系？（ ）（A） 反比關系； （B）無關系； （C）正比關系； （D）不確定關系。14. 流體在確定的系統(tǒng)內作連續(xù)的定常流動時，通過質量衡算可得到：（ ）(A)流體靜力學基本方程； (B)連續(xù)性方程；(C)伯努利方程； (D)泊謖葉方程。15. 在精餾塔中,相鄰三層實際塔板的氣液兩相組成如圖所示 ,且xn 和xn +1對應的氣相平衡組成為yn*和yn +1*,則第n層塔板的單板效率為( )(A) (yn

34、-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的CO2氣體，就整個換熱過程而言，熱阻主要存在于（ ）（B） CO2氣體的流動主體中；（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. 流體在圓管內呈層流流動時，速度分布曲線的形狀及平均速度u和最大速度umax的關系分別為（ ）（A）拋物線形，u= umax； （B）非嚴格的拋物線形，u=0.82 u

35、max；（C）非嚴格的拋物線形，u= umax； （D）拋物線形，u=0.82 umax。18. 如圖所示為各種進料熱狀況的q線其中,表示氣液混合進料的q線是( )(A) 線1 ; (B) 線2 ; (C) 線3 ; (D) 線4 。 19. 目前我國化工企業(yè)中使用得最廣泛的換熱器是( ) (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。20. 流體在管內作連續(xù)定態(tài)流動時，流速u與管徑d之間的關系可適用于 （ ）(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。21. 流體在圓管內呈層

36、流流動時，速度分布曲線的形狀及平均速度u和最大速度umax的關系分別為（ ）（A）拋物線形，u= umax； （B）非嚴格的拋物線形，u=0.82 umax；（C）非嚴格的拋物線形，u= umax； （D）拋物線形，u=0.82 umax。22. 吸收操作是一種用以分離哪類混合物的單元操作？( ) (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. 在下列管殼式換熱器中,沒有降低或消除由溫差引起的熱應力補償措施的換熱器是( ) (A)U形管式換熱器; (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

37、. 牛頓粘性定律適用于（ ）(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。25. 如下列舉各條中，哪一條不是雙膜模型的基本假設？（ ）（A）氣、液界面兩側存在氣膜層和液膜層;（B）吸收質以分子擴散方式通過氣膜層和液膜層;（C）吸收質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。26. 在管殼式換熱器的設計中,若冷、熱流體的傳熱膜系數和數量級相近,則從提高總傳熱系數的角度考慮,下列各種措施中,哪一種不宜采用( ) (A)變單程為多程; (B)增加管數;

38、(C)減少管數; (D)殼程加橫向擋板。27. 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50 J·kg-1。這一摩擦損失主要表現(xiàn)為B截面處的單位質量流體（ ）(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。28. 無論在連續(xù)精餾塔或間歇精餾塔內進行均相混合液的分離操作,保證塔頂產品中易揮發(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相差很大。假設氣體被加熱或冷卻時的傳熱膜系數為

39、 W·m2·K1，液體被加熱或冷卻的傳熱膜系數為2 W·m2·K1,飽和水蒸氣冷凝時的傳熱膜系數為3 W·m2·K1，則其大小順序為（ ）（A）3<2<； （B）2<3<；（C）3<<2； （D）<2<3。30. 以下哪一種敘述與牛頓粘性定律無關：（ ）（A）流體的層與層之間不存在靜摩擦力，只要有力的作用，流體間即產生相對運動；（B）完全湍流時，摩擦阻力與速度梯度成正比；（C）流體內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生單位速度梯度的剪應力。31. 流體在水平

40、圓形直管中作定態(tài)流動時，一般在工業(yè)條件下，可形成湍流的臨界雷諾數為（ ）(A) Re >2000； (B) Re >2300； (C)2000< Re <4000； (D) Re >4000。32. 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（ ）（A）生產能力; （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程是（ ）（A） 以熱傳導為主要方式； （B）以輻射為主要方式；（C）以熱對流為主要方式； （D）以熱傳導和熱對流兩種方式為主。34. 水連續(xù)地從內徑為90 mm的粗管流入30 m

41、m的細管內，則細管內水的流速是粗管的（ ）(A)3倍； (B)1/9倍； (C)9倍； (D)1/3倍。35. 用純溶劑逆流吸收氣體中的可溶組分,液氣比FC/FB =m (相平衡關系為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( ) (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的CO2氣體，就整個換熱過程而言，熱阻主要存在于（ ）（F） CO2氣體的流動主體中；（G） 金屬管壁中；（H） CO2氣體與管壁間的層流底層中；（I） 水流與管壁間的層流底層中。37. 流量為0.01 m3&#

42、183;h-1的流體從套管環(huán)隙（套管外管內徑為50 mm，內管外徑為25 mm，管壁為2.5 mm）中流過，流體的流速為（ ）(A)20.5 m·s-1； (B)14.2 m·s-1； (C)6.8 m·s-1； (D)31.8 m·s-1。38. 已知20 ，101.3 kPa下，乙醇在空氣中的分子擴散系數為1.21×10-5 m2·s-1 。若壓強不變，隨著溫度增高，則擴散系數的數值應為（ ）（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. 對一臺正在工作的列管式換熱器,已知一側傳熱膜系數

43、W·m2·K1,另一側傳熱膜系數 W·m2·K1,管壁熱阻很小,那么要提高傳熱總系數,最有效的措施是( ) (A)設法增大的值; (B)設法同時增大和的值; (C)設法增大的值; (D)改用導熱系數大的金屬管。40. 在一容積很大液面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（ ）(A)H（H貯槽內液面的高度）； (B)；(C)p（p大氣壓強）； (D)（流體的密度，g重力加速度）。41. 孔板流量計的主要缺點是（ ）（A）結構復雜，造價高；（B）噪音較大；（C）維修困難；（D）能量損耗大。42. 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( ) (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