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 ms-1，雷諾數(shù)Re=1000，壓降p=10 Pa，問(wèn)管中心處的最大流速為 ms-1。若平均流速增大為1 ms-1，則壓降p為 Pa。2.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。3. 填料吸收塔正常操作時(shí),若液氣比增大,則吸收液的出塔濃度 ,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，則該換熱器此時(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 。6. 雷諾數(shù)Re是流體流動(dòng) 的判據(jù)。流體在管道

2、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)，方可達(dá)到穩(wěn)定的湍流。7. 活塞流反應(yīng)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： 、 、 、 。10.伯努利方程gZ1+We=gZ2+適用的條件是在 流動(dòng)時(shí)的 流體。11. 從手冊(cè)中查得某液體在25和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

3、動(dòng)規(guī)律時(shí)，要注意區(qū)分是定常（或稱定態(tài)）流動(dòng)和不定常（或稱不定態(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，則該過(guò)程為 過(guò)程，反之，則為 過(guò)程。當(dāng)流體流動(dòng)過(guò)程的雷諾數(shù)大于1104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。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 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. 在精餾過(guò)程中,當(dāng)回流比加大時(shí),精餾段與提餾段操作線交點(diǎn)向 移動(dòng),并以 為極限;回流比減小時(shí), 精餾段與提餾段操

4、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，反應(yīng)器內(nèi) 返混，趨近于 模型；彼克列模數(shù) Pe0，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(dòng)時(shí)，其最大流速為平均流速的 倍；湍流時(shí)，其最大流速約為平均流速的 倍。18. 畫(huà)出下列典型反應(yīng)器停留時(shí)間分布密度曲線的示意圖：19. 精餾操作中回流比R是一個(gè)重要的參數(shù),其定義為R = ,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)品的純度不變則需 塔板數(shù)。20. 冷流體在加熱管中升溫至363 K，操作中管壁溫

5、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 ?？赡艿脑蚴?,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u1A1=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)采用專用名稱單位Pa，其國(guó)際制基本單位表達(dá)式（單位因次式）為 。23. 設(shè)E1和E2分別為平行反應(yīng)過(guò)程中主、副反應(yīng)的活化能，請(qǐng)?jiān)谙聢D中畫(huà)出平行反應(yīng)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，固體顆粒在氣體中的沉降速度 。25. 一個(gè)填料

6、吸收塔逆流操作時(shí),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 。26. 在加熱或冷卻時(shí)，若單位時(shí)間傳遞的熱量一定，則在同一換熱設(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 。若單位時(shí)間傳遞的熱量一定，加熱劑或冷卻劑的用量也一定，則逆流操作所需換熱設(shè)備的傳熱面積要比并流操作的 。27. 將下列非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）s2m-1= kg 壓 強(qiáng) 30kg（f）cm-2= Pa 熱 量 1.00kcalIT= J比定壓熱容 0.50kcalkg-1-1= Jkg-1K-128. 若流體在

7、連續(xù)流動(dòng)管式反應(yīng)中流動(dòng)時(shí)，達(dá)到了 的程度，則該反應(yīng)器可稱為活塞流反應(yīng)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)精餾過(guò)程。在分離任務(wù)和進(jìn)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(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. 若基本物理量為質(zhì)量M、長(zhǎng)度L和

8、時(shí)間T，則粘度的量綱式（因次式）為 。34. 在下列TxA圖中分別標(biāo)繪出氣固相催化反應(yīng)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)散主要有兩種基本方式：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蒸氣加熱某溶液，通常使 走殼程， 走管程。38. 試比較下列壓強(qiáng)的大小：（A）1.5大氣壓（表壓）；（B）450mmHg（真空度）；（C）1.2kPa（絕

9、壓）；（D）22mH2O（絕壓）；（E）5m硫酸柱（絕壓）。（已知硫酸密度為1.840103 kgm-3） 。39. 工業(yè)反應(yīng)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(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)雙膜模型的基本假設(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),若用水吸收NH3或HCl,傳質(zhì)阻力幾乎全集中于 ,通常稱為 控制;若用水吸收O2或N2,傳質(zhì)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

10、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 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(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= 。44. 用脈沖法實(shí)驗(yàn)測(cè)得一連續(xù)流動(dòng)反應(yīng)器的平均停留時(shí)間=60 s，停留時(shí)間的方差 =360 s，若用多釜串聯(lián)模型和軸向擴(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 。45. 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

11、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 。46. 精餾是利用液體混合物中各組分 不同的特性來(lái)進(jìn)行分離的。這種分離操作是通過(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 。49. 彼克列模數(shù)Pe，反應(yīng)器內(nèi) 返混，趨近于 模型；彼克列模數(shù) Pe0，反應(yīng)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)分是定常（或稱定態(tài)）流動(dòng)和不定常（或稱不定態(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

12、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，則該過(guò)程為 過(guò)程，反之，則為 過(guò)程。當(dāng)流體流動(dòng)過(guò)程的雷諾數(shù)大于1104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,則組分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)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，則該種液體的相對(duì)密度為 ，密度為 。54精餾操作的原理 。實(shí)現(xiàn)精餾操

13、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)度表示的氣液平衡方程可寫(xiě)為 。根據(jù)的大小，可用來(lái) ，若=1，則表示 。57某兩組分物系，相對(duì)揮發(fā)度=3，在全回流條件下進(jìn)行精餾操作，對(duì)第n、n+1 兩層理論板（從塔頂往下計(jì)），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，苯和甲苯的飽和蒸氣壓分別為、，則相對(duì)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 Rm

14、in。61.精餾塔進(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)，則進(jìn)料熱狀況參數(shù)q值為 。62.在流動(dòng)系統(tǒng)中，若截面上流體壓強(qiáng)、密度、流速等僅隨_改變，不隨_改變，稱為穩(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,只是將管徑增大一倍,則阻力損失為原來(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_(kāi)。當(dāng)密度820 kg.m,粘度=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_(kāi).66.牛頓粘性定律用粘滯力的表達(dá)式為_(kāi).用剪應(yīng)力的表達(dá)式為_(kāi). 67. 當(dāng)20的水(=998.2kg.m,=1.005

15、厘泊)在內(nèi)徑為100mm的光滑管內(nèi)流動(dòng)時(shí),若流速為1.5m.s時(shí),其雷諾準(zhǔn)數(shù)Re為_(kāi),直管摩擦阻力系數(shù)為_(kāi).68.某長(zhǎng)方形截面的通風(fēng)管道,其截面尺寸為3020mm,其當(dāng)量直徑de為_(kāi).10.流體體積流量一定時(shí)，有效截面擴(kuò)大，則流速_，動(dòng)壓頭_，靜壓頭（增加、減少、不變）。69.套管由572.5mm和252.5mm的鋼管組成，則環(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，其管中心最大流 速為平均流速的_倍，摩擦系數(shù)與Re的關(guān)系為_(kāi)。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)隨_ 和_而變。二、判斷題1. 流

16、體流動(dòng)時(shí)，其粘度越大，內(nèi)摩擦力越大。（ ）2. 當(dāng)熱、冷流體均無(wú)相變,且進(jìn)出口溫度不變時(shí)，逆流操作時(shí)平均溫度差Tm最大，并流操作時(shí)Tm最小，任何其它復(fù)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(guò)孔板流量計(jì)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(guò)轉(zhuǎn)子流量計(jì)中轉(zhuǎn)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(guò)間壁進(jìn)行熱交換時(shí),提高原來(lái)的傳熱膜系數(shù)1和2中較小一個(gè)的數(shù)值,對(duì)總傳熱系數(shù)的提高影響不大。( )6. 流體在圓形管道內(nèi)湍流流動(dòng)時(shí)，管中心

17、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(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。（ ）8. 求熱交換過(guò)程的平均溫度差時(shí)，當(dāng)時(shí)，應(yīng)該用公式計(jì)算；而當(dāng)時(shí)，則必須用公式計(jì)算，否則誤差較大。（ ）9. 導(dǎo)熱系數(shù)與傳熱膜系數(shù)，都是物質(zhì)的物理性質(zhì).（ ）10. 對(duì)于簡(jiǎn)單反應(yīng)，無(wú)論是放熱反應(yīng)還是吸熱反應(yīng)，提高溫度總是有利于加大反應(yīng)速度。（ ）11.用兩個(gè)同樣的孔板流量計(jì)分別測(cè)量水平和垂直安裝的管徑相同的管道的流量時(shí)，如果兩管道的體積流量相同，則兩孔板流量計(jì)的液柱壓差計(jì)的讀數(shù)也相同。（ ）12. 多層平壁定態(tài)熱傳導(dǎo)時(shí)，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。（

18、 ）13. 對(duì)應(yīng)于停留時(shí)間分布密度函數(shù)E(t)最大值的時(shí)間即為平均停留時(shí)間。（ ） 14. 在測(cè)定流體流動(dòng)阻力的實(shí)驗(yàn)中，用水求得的摩擦系數(shù)Re的曲線，對(duì)其它流體也能適用。（ ）15. 冷熱兩流體經(jīng)間壁進(jìn)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(jìn)出口溫度均保持不變時(shí)，則逆流操作的傳熱平均溫度差比并流時(shí)的傳熱平均溫差大。（ ）16. 流體在一帶錐度的圓管內(nèi)流動(dòng)，當(dāng)流經(jīng)AA和BB兩個(gè)截面時(shí)，雖然平均流速u(mài)AuB，但uA與uB均不隨時(shí)間而變化。這一流動(dòng)過(guò)程仍是定態(tài)流動(dòng)。（ ） 17.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。（ ）18. 當(dāng)管外壁保溫材料的厚度增大時(shí)，保

19、溫層內(nèi)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(duì)于同一種保溫材料，其堆積密度越小保溫越有利。（ ）20. 對(duì)于氣固相催化反應(yīng)過(guò)程，在消除了外擴(kuò)散影響的前提下，內(nèi)擴(kuò)散過(guò)程影響是否存在及其影響程度，可由內(nèi)擴(kuò)散效率因子的數(shù)值來(lái)判斷：當(dāng)實(shí)驗(yàn)測(cè)得內(nèi)擴(kuò)散效率因子=0.3時(shí)，則表明該過(guò)程內(nèi)擴(kuò)散影響不太顯著，內(nèi)表面利用率較高。（ ）21. 流體在等徑的直管中作定常態(tài)流動(dòng)時(shí)，由于流體流動(dòng)而有摩擦阻力，因此，流體的壓強(qiáng)將沿管長(zhǎng)而降低，流速也隨之沿管長(zhǎng)而變小。（ ）22. 冷熱兩流體經(jīng)間壁進(jìn)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(jìn)

20、出口溫度均保持不變時(shí)，則逆流操作的傳熱平均溫度差比并流時(shí)的傳熱平均溫差大。（ ）23. 在一個(gè)連續(xù)、定態(tài)的流動(dòng)系統(tǒng)中，當(dāng)系統(tǒng)與外界無(wú)能量交換時(shí)，系統(tǒng)的機(jī)械能守恒。（ ）24. 冷、熱兩流體經(jīng)間壁換熱時(shí)，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。（ ）25. 工業(yè)上流體輸送過(guò)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。（ ）26. 多層固體平壁定態(tài)導(dǎo)熱時(shí)，總推動(dòng)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。（ ）27. 流體在圓管內(nèi)流動(dòng)，若流量不變，而使管徑增大一倍（設(shè)流體的物性不變），則雷諾數(shù)的值為原來(lái)的2倍。（

21、）28. 當(dāng)選用多種絕熱材料時(shí)，在耐熱性等條件允許時(shí)，為提高保溫效果，應(yīng)將導(dǎo)熱系數(shù)大的包扎在內(nèi)層。( ）29. 冷、熱流體在套管換熱器中進(jìn)行定態(tài)換熱（都無(wú)相變），若熱流體的進(jìn)口溫度T1上升，而冷流體的進(jìn)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(duì)數(shù)平均溫差將不變。（ ）30. 流體在圓形管道內(nèi)湍流流動(dòng)時(shí)，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。（ ）31. 冷、熱流體通過(guò)間壁進(jìn)行熱交換時(shí),提高原來(lái)的傳熱膜系數(shù)1和2中較小一個(gè)的數(shù)值,對(duì)總傳熱系數(shù)的提高影響不大。( )32. 敞口容器內(nèi)靜止水面下1 m處測(cè)得的表壓強(qiáng)為9.81 kPa。（ ）33

22、. 當(dāng)熱、冷流體均無(wú)相變,且進(jìn)出口溫度不變時(shí)，逆流操作時(shí)平均溫度差Tm最大，并流操作時(shí)Tm最小，任何其它復(fù)雜流程皆介于兩者之間。（ ）34. 牛頓粘性定律的表達(dá)形式為，即剪應(yīng)力與速度梯度成正比；上式變換后可寫(xiě)成，它的物理意義可理解為流體在層流時(shí)的動(dòng)量傳遞速度與單位體積流體的動(dòng)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(nèi)空氣,則傳熱管的壁溫接近于空氣的溫度。( )36. 在流體流動(dòng)系統(tǒng)中，存在明顯速度梯度的區(qū)域稱為流體流動(dòng)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。（ ）37. 在套管式換熱器中進(jìn)行冷、熱流體的傳熱過(guò)程中，由于沿管長(zhǎng)方向各部位的溫度是不

23、同的，所以這種傳熱稱為非定態(tài)傳熱。（ ）38. 在對(duì)流傳熱過(guò)程中，若兩種流體的傳熱膜系數(shù)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(shù)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(shè)備，為使設(shè)備能穩(wěn)定操作，則實(shí)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(dòng)邊界層分為層流邊界層和湍流邊界層。一般說(shuō)的層流內(nèi)層即為層流邊界層。 （ ）41. 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。（ ）42. 流體流動(dòng)時(shí)，其粘度越大，內(nèi)摩擦力越大。（ ）43. 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)

24、熱，溫度與半徑的關(guān)系也是線性的。（ ）44. 實(shí)際流體在定態(tài)流動(dòng)過(guò)程中，存在著三種不同的流型：層流、湍流和過(guò)渡流。（ ）45. 流體流經(jīng)固體表面時(shí)存在邊界層，邊界層內(nèi)傳熱以熱傳導(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(dòng)邊界層和傳熱邊界層實(shí)際上是同一個(gè)概念。（ ）46. 流體在一帶錐度的圓管內(nèi)流動(dòng)，當(dāng)流經(jīng)AA和BB兩個(gè)截面時(shí)，雖然平均流速u(mài)AuB，但uA與uB均不隨時(shí)間而變化。這一流動(dòng)過(guò)程仍是定態(tài)流動(dòng)。（ ）47. 多層平壁定態(tài)熱傳導(dǎo)時(shí)，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(duì)于同一種保溫材料，其堆積密度越小保溫越有利。（ ）49.

25、 在氣固相催化反應(yīng)動(dòng)力學(xué)研究中，為了消除內(nèi)擴(kuò)散過(guò)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(cè)定催化劑不同粒徑下的轉(zhuǎn)化率。當(dāng)粒徑減小到一定程度后，轉(zhuǎn)化率不再改變，說(shuō)明在該粒徑下，已消除了內(nèi)擴(kuò)散過(guò)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(dá)式之一為pEx，若某氣體在水中的亨利系數(shù)E值很大，說(shuō)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(jìn)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(dòng)力。( )53.吸收過(guò)程中，當(dāng)操作線與平衡線相切或相交時(shí)所用的吸收劑最少，吸收推動(dòng)力最大。（ ）三.選擇題1. 在下列各種

26、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),則有( ) (A) 吸收過(guò)程推動(dòng)力趨于最大,吸收塔所需高度趨于最小; (B) 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; (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。3. 常溫下，鋼、不銹鋼、水和空氣的導(dǎo)熱系數(shù)分別為（ ）（

27、A）45 Wm1K1 ,15 Wm1K1 ,0.6 Wm1K1 和0.026 Wm1K1 ;（B）0.6 Wm1K1 ,0.026 Wm1K1 ,45 Wm1K1 和15 Wm1K1 ;（C）0.026 Wm1K1 ,0.6 Wm1K1 ,15 Wm1K1 和45 Wm1K1 ；（D）15 Wm1K1 ,45 Wm1K1 ,0.6 Wm1K1 和0.026 Wm1K1 . 4. 水從高位槽中流出時(shí)，則（ ） （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

28、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(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) 小于0的值;()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 m3h-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 ms-1； (B)1

29、4.2 ms-1； (C)6.8 ms-1； (D)31.8 ms-1。8. 如圖所示,A和B兩條平行直線為某一個(gè)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Y2和塔底溶液中吸收質(zhì)的含量X1,可知( ) (A) (Y2)A (Y2)B ; (X1)A (X1)B ; (B) (Y2)A (Y2)B ; (X1)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 左右的水,用來(lái)冷卻管程中流經(jīng)的200 的熱空氣。經(jīng)實(shí)測(cè),空氣對(duì)管壁的傳熱膜系數(shù)=5.0 Wm

30、2K1,管壁對(duì)水的傳熱膜系數(shù)=400 Wm2K1。管壁為碳鋼,壁厚3 mm,碳鋼的導(dǎo)熱系數(shù)=50 Wm1K1。現(xiàn)欲強(qiáng)化該傳熱過(guò)程,最合理的措施是( ) (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(shù)Re的數(shù)學(xué)表達(dá)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。

31、12. 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(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。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(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

32、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)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(shí)際塔板的氣液兩相組成如圖所示 ,且xn 和xn +1對(duì)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( )(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

33、個(gè)換熱過(guò)程而言，熱阻主要存在于（ ）（B） 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. 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。18. 如圖所示為各種進(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 。 19. 目前我國(guó)化工企業(yè)中使

34、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(nèi)作連續(xù)定態(tài)流動(dòng)時(shí)，流速u(mài)與管徑d之間的關(guān)系可適用于 （ ）(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。22. 吸收操作是一種用

35、以分離哪類(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. 在下列管殼式換熱器中,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. 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;

36、（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,若冷、熱流體的傳熱膜系數(shù)和數(shù)量級(jí)相近,則從提高總傳熱系數(shù)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(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 Jkg-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

37、述三者之和。28. 無(wú)論在連續(xù)精餾塔或間歇精餾塔內(nèi)進(jìn)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) 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 Wm2K1，液體被加熱或冷卻的傳熱膜系數(shù)為2 Wm2K1,飽和水蒸氣冷凝時(shí)的傳熱膜系數(shù)為3 Wm2K1，則其大小順序?yàn)椋?）（A）32； （B）23；（C）32； （D）22000； (B) Re 2300； (C)2000 Re 4000。32. 將板式塔和填料塔作比較

38、，下列項(xiàng)目中，填料塔優(yōu)于板式塔的是（ ）（A）生產(chǎn)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(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)，則細(xì)管內(nèi)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?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Y1=0.05,出口Y2=0.01,則過(guò)程

39、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（ ）（F） CO2氣體的流動(dòng)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 m3h-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 ms-1； (B)14.2 ms-1； (C)6.8 ms-1； (D)31.8 ms-1。38. 已知20 ，101.3

40、 kPa下，乙醇在空氣中的分子擴(kuò)散系數(shù)為1.2110-5 m2s-1 。若壓強(qiáng)不變，隨著溫度增高，則擴(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,已知一側(cè)傳熱膜系數(shù) Wm2K1,另一側(cè)傳熱膜系數(shù) Wm2K1,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)設(shè)法增大的值; (B)設(shè)法同時(shí)增大和的值; (C)設(shè)法增大的值; (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，若損失壓頭可忽略不計(jì)，則u正比于（ ）(A)H（H貯槽內(nèi)液面的高度）； (B)；(C)p（p大氣壓強(qiáng)）； (D)（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. 精餾過(guò)程是一個(gè)消耗能量的過(guò)程,精餾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