化工原理試題及其答案

1、化工原理試題與答案、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-i,雷諾數(shù)Re=1000,壓降片10 Pa, 問(wèn)管中心處的最大流速為m-s-i。若平均流速增大為1 m-s-i,則壓降A(chǔ)p為一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一，吸收的推動(dòng)力一。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一；液體的粘度值隨溫度的升高而一。6 .雷諾數(shù)Re是流體流動(dòng)一的判據(jù)。流體在

2、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）9等于一；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：流體。10 .伯利方程gz + +于+ w = gz2+一 +才+ H適用的條件是在流動(dòng)時(shí)的1 P 2 e 2 p 2J 式1-2）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

3、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)程為一過(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1X104時(shí)，可以認(rèn)為是一的湍流；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

4、以為極限;回流比減小時(shí)，精餾段與提餾段操作線交點(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 s，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一倍；湍流時(shí)，其最大流速約為平均流速的 倍。18 .畫出下列典型反應(yīng)器停留時(shí)間分布密度曲線的示意圖：在上邊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

5、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?？赡艿脑蚴橇黧w，它是原理在化學(xué)工程中的應(yīng)用。一，這時(shí)，傳熱速率比原先的要。.條件下得出。它僅適用于的21 .流體流動(dòng)的連續(xù)性方程u1A尸u2A2是在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一，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 度升高而一，因此溫度升高，固體顆粒在氣體中的沉降速度一。2

6、5 . 一個(gè)填料吸收塔逆流操作時(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一。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：2.5kg (f) s2 m-1=kg30kg (f) cm-2=Pa1.00kcal IT=J比定壓熱容J , kg-1 , K-10.50kcal kg-1 C-1=28.若流

7、體在連續(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。29.30.在圓形直管中流動(dòng)的流體，流動(dòng)型態(tài)分為一和。其中判斷流體流動(dòng)型態(tài)的特征數(shù)是。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.32.傳遞熱能。工程書籍或手冊(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和時(shí)間T，則粘度 的量綱

8、式（因次式）為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?。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1.840X 10

9、3kg m-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)阻力幾乎全集中于一，通常稱為 控制。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 K。若

10、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)溫度一。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一，兩者的 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t =60 s,停留時(shí)間的方差0 2=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分別為一和一。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，支管中有一閘閥尸（如圖），考慮到直管BC,DE和閘閥的能量損失，當(dāng)閥門由全開變?yōu)榘腴_時(shí)，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

11、的壓強(qiáng)將.46 .精餾是利用液體混合物中各組分的特性來(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一；液體的粘度值隨溫度的升高而一。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)程為一過(guò)程，反之，則為過(guò)程。當(dāng)流體流動(dòng)過(guò)程的雷諾數(shù)

12、大于1X104時(shí)，可以認(rèn)為是一的湍流；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

13、方程可寫為。根據(jù)a的大小，可用來(lái), 若a=1,則表示。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)行精餾操作，對(duì)第n、n+1兩層理論板（從塔頂 往下計(jì)），若已知丫：0.4,則yn； 。全回流操作通常適用于 或。58 .在總壓為ioi.3kPa、溫度為85。下，苯和甲苯的飽和蒸氣壓分別為P；=116.9kPa、p = 46kPa , 則相對(duì)揮發(fā)度a =，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丁 = 072x + 0275，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 勺廣61 .精餾塔進(jìn)料可能有 種不同的熱狀況，

14、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。當(dāng)密度。=820 kg.m，粘度R =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)20。的水（P =998.2kg.m , u =1.005厘泊）在內(nèi)徑為100mm的光滑管內(nèi)

15、流動(dòng)時(shí)，若流速為1.5m.s 時(shí), 其雷諾準(zhǔn)數(shù)Re為，直管摩擦阻力系數(shù)入為.68 .某長(zhǎng)方形截面的通風(fēng)管道，其截面尺寸為30X20mm,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，則流速，動(dòng)壓頭，靜壓頭 （增加、減少、不變）。69 .套管由457X2.5mm和425X2.5mm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)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. 在下列各種流量計(jì)中，哪一種流量計(jì)引

16、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??；（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()(A) 45 W m-i K-1 ,15 W m-i

17、 K-1 ,0.6 W m-i K-i 和 0.026 W m-i K-i ;(B) 0.6 W , m-i , K-i ,0.026 W , m-i , K-i ,45 W m-i K-i 和 i5 W m-i K-i ;(C) 0.026 W m-i K-i ,0.6 W m-i K-i ,i5 W m-i K-i 和 45 W m-i K-i ；(D) i5 W , m-i , K-i ,45 W , m -1 , K -1 ,0.6 W , m-1 , K-1 和 0.026 W , m-1 , K-1 .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)?/p>

18、動(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)精餾加料操作線方程0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；(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 hi的流體從套管環(huán)隙(套管外管內(nèi)徑

19、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-i；(B)14.2 m s-i；(C)6.8 m s-i；(D)31.8 m s-i。8. 如圖所示,A和B兩條平行直線為某一個(gè)填料吸收丫，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一一”/中吸收質(zhì)含量Y2和塔底溶液中吸收質(zhì)的含量X;可知()/ (A) (Y2) a (Y2) b ;(X1)a (X i) b ；(B) (Y2)a (Y2)B ; (X1)a (Y2)B ; (X1)a (X1)B ；(D) ( Y2)a = ( Y2) B ; (X1)a = (X1) B ；9.

20、 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-2 - K-i,管壁對(duì)水的傳熱膜系數(shù)a 2=400 Wm-2 - K-i。管 壁為碳鋼，壁厚3 mm,碳鋼的導(dǎo)熱系數(shù) 入=50 W - m -1 - K -1?，F(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

21、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()日dud ppdu p(A) - ；(B) ；(C) ；(D)一。du pppup以上各式中u為流體流速，p為流體密度，p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?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；

22、(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)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，且與和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+J/Sn -xn )；(B) (y-yn+1)/(yn*-，+)

23、；(C) (y-yn+1)/(yn -xn +1) ；(D) (y *-y )/(y-，+)。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()(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u1和最大速度umax的關(guān)系分別為()(A)拋物線形，u =2 umax；(B)非嚴(yán)格的拋物線形，u=0.82 umax； max1(C)非嚴(yán)格的拋物線形，u =- um；(D)拋物線形，u=0.82 umax。maxmax18

24、 .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)中使用得最廣泛的換熱器是()(D)列管式換熱器。d 2-可可適用于()(A)不可壓縮d 21(A)夾套式換熱器；(B)翅片式換熱器；(C)螺旋板式換熱器;u20 .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)系一u2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()1（A）拋物線形，u

25、 =- um；（B）非嚴(yán)格的拋物線形，u=0.82 um；maxmax1（C）非嚴(yán)格的拋物線形，u =- um；（D）拋物線形，u=0.82 umax。maxmax22 .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(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)

26、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；（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)a 和a 2數(shù)量級(jí)相近,則從提高總傳熱系數(shù)K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

27、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a 1 W-m-2-K-1, 液體被加熱或冷卻的傳熱膜系數(shù)為a 2 Wm-2 K-1,飽和水蒸氣冷凝時(shí)的傳熱膜系數(shù)為a 3 Wm-2-K-1,

28、則其大小順序?yàn)椋?）（A） a 3a 2a 1 ；（B） a 2a 3a 1 ； （C） a 3a 1a 2；（D） a 1a 22000；（B） Re 2300；（C）2000 Re 4000。32 .將板式塔和填料塔作比較，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

29、）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FCFB = m （相平衡關(guān)系為丫=mX）。進(jìn)口氣體組成丫 1=0.05, 出口 Y.2=0.01，則過(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

30、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 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(kuò)散系數(shù)為1.21X10-5 m2-s-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)a 1 = L16義104 W-m-2-K-1,另一側(cè)傳熱 膜系數(shù)a 2 = 100 Wm-2 - K-1,管壁熱阻很小，那么要提高傳熱總系數(shù)

31、,最有效的措施是（）（A）設(shè)法增大 a2的值；（B）設(shè)法同時(shí)增大a 1和a2的值;（C）設(shè)法增大a 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,若損失壓頭I可忽略不計(jì)，則u正比于（）（A）H （H貯槽內(nèi)液面的高度）；（B）VH ； （C）p （p大氣壓p強(qiáng)）；（D） Hg （ P 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（）P（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

32、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，下列各種現(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)

33、間歇精餾塔分離苯、甲苯、二甲苯三元混合物，精餾塔有足夠的分離能力將三種組分分離?，F(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，精餾基本結(jié)束，你 認(rèn)為記錄儀上得到的應(yīng)為下列曲線中哪一條曲線?（）46 .在一個(gè)單程列管式換熱器中，殼程內(nèi)通以20 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)a 1=5.0 Wm-2 - K-1,管壁對(duì)水的傳熱膜系數(shù)a 2=400 Wm-2-K-1。管壁 為碳鋼，壁厚3 mm,碳鋼的導(dǎo)熱系數(shù)入=50 W-m-1-K-1?，F(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

34、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u（）（A）不改變；（B）隨S改變，S越大，u越大；（C）隨S改變，S越大，u越??；（D）無(wú)法判斷。48 .在y-x圖上，連續(xù)精餾操作線與對(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,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 K。并流時(shí)，對(duì)數(shù)平均溫差八Tm為（）（A） 130 K；（B）

35、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，則（）。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，提高吸收效率，則要（）A.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

36、常壓下用水逆流吸收空氣中的CO2,若將用水量增加，則出口氣體中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.比表面積和自由體積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，表明氣體（）。A.越易溶解 B.越難溶解C.溶解度適中59 .對(duì)處理易溶氣體的吸收，為較顯著地提高吸收速率，應(yīng)增大（ ）的流速。A.氣相； B.液

37、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 .精餾塔的操作線是直線，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 .分離某兩元混合液，進(jìn)料量為10kmol/h,組成xj0.6,若要求餾出液組成%不小于0.9,則最大餾出液 量為（ ）o A.6.67 kmol/h B.6 kmol/h C.9 kmol/h D.不能確定。63 .在精餾塔圖解計(jì)算中，若進(jìn)料熱狀況變化，將使（）oA.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)，管中心流速最大，湍流時(shí)的平均流速與管中心的最大流速的關(guān)系為（）A. U = 1/2.UB. U =0.8UC. U =3/2.U65 .層流底層越薄，則（）o