《化工原理》課程教學大綱 及 試題

1、化工原理課程教學大綱上冊56學時，3.5學分下冊56學時，3.5學分一、課程性質 目的和任務化工原理課程是化工類及相近專業(yè)的一門主要技術基礎課，它是綜合運用數學、物 理、化學等基礎知識，分析和解決化工類型生產中各種物理過程（或單元操作）問題的工程 學科，本課程擔負著由理論到工程、由基礎到專業(yè)的橋梁作用。該課程教學水平的高低，對 化工類及相近專業(yè)學生的業(yè)務素質和工程能力的培養(yǎng)起著至關重要的作用。本課程屬工科科學，用自然科學的原理（主要為動量、熱量與質量傳遞理論）考察、解 釋和處理工程實際問題，研究方法主要是理論解析和在理論指導下的實驗研究，本課程強調 工程觀點、定量運算和設計能力的訓練、強調理論

2、與實際相結合，提高分析問題、解決問題 的能力。學生通過本課程學習，應能夠解決流體流動、流體輸送、沉降別離、過濾別離、過程 傳熱、蒸發(fā)、蒸情、吸收、萃取和干燥等單元操作過程的計算及設備選擇等問題，并為后續(xù) 專業(yè)課程的學習奠定基礎。二、教學基本要求化工原理課程在第五、六學期（四年制）開設。教材內容分為課堂講授、學生自學 和學生選讀三局部，其中課堂講授局部由教師在教學計劃學時內進行課堂教學，作為基本 要求內容；學生自學局部由學生在教師的指導下，利用課外時間進行自學，作為一般要求 內容；學生選讀局部由學生根據自己的興趣及能力，進行課外選讀，不作要求。本課程教學計劃總學時112學時，其中上冊56學時（課

3、堂講授50學時，課堂討論4學時，機 動2學時）；下冊56學時（課堂講授50學時，課堂討論4學時，機動2學時）。本課程課件依照學時安排制作，每次課一個文件，內容包括每次課講授內容，思考題及 課后作業(yè)。每次課后留23個作業(yè)題，由學生獨立完成，教師可根據情況布置綜合練習題 和安排習題討論課。本課程每周安排課外答疑一次（3小時）。三、教學內容本課程主要內容包括：.流體流動。流體的重要性質；流體靜力學；能量衡算方程及其應用；流體的流動現 象；流動在管內的流動阻力；管路計算；流量測量。.流體輸送機械。離心泵的工作原理、性能參數與特性曲線、流量調節(jié)以及安裝；其 他液體輸送機械簡介；氣體輸送機械簡介。.機械別

4、離與固體流態(tài)化。顆粒與顆粒床特性；重力沉降與離心沉降的原理和操作；過 濾別離原理與設備。.液體攪拌。攪拌器的性能和混合機理；攪拌功率簡介。.傳熱。傳熱概述；熱傳導；對流傳熱概述；傳熱過程計算；對流傳熱系數關聯(lián)式；輻 射傳熱簡介；換熱器簡介。.蒸發(fā)。蒸發(fā)設備、流程與操作特點；單效蒸發(fā)計算；多效蒸發(fā)簡介?；ぴ碓囶}庫一.填空題：（一）流體流動與輸送：.某設備的真空表讀數為，那么它的絕對壓強為（560 ），另一設備的表壓 強為，那么它的絕對壓強為 151 o （當地大氣壓為）.在靜止的同一種連續(xù)流體內部，各截面上 與之和為常數。.實際流體在直管內流過時，各截面上的總機械能 守恒,因實際流體流動時有

5、 o.在一流動體系中，假設A,B兩截面間無輸送機械，且有,代表機械能，那么 可判斷A,B之間的水的流向為 o.理想流體在管道中流過時各截面上 相等,它們是之和。.理想流體指的是（沒有粘性的流體）.定態(tài)流動指的是.不可壓縮流體在由兩種不同管徑組裝成的管路中流過時，流速與直 徑的關系為。.流體流動過程中的連續(xù)性方程，只適用于（不可壓縮流體）.流體在圓形管道內做層流流動時某一截面上的速度分布為形。.流體在管內作湍流流動時，鄰近管壁處存在 層,Re值越大，那么該層厚度越 o.流體在圓形管道內作層流流動時的摩擦系數與 無關，只隨 增大。.流體在圓形管道內作湍流流動時的摩擦系數是 的函數,假設流動在阻力平

6、方區(qū)，那么摩擦系數與 無關。.當流體在圓形管道內做湍流流動時，通過量綱分析法可以得出:其 摩擦系數的大小取決于 的大小。.流體做層流流動時管中心的最大流速是截面上平均流速的.流體在圓形管道內的流動類型可以由 的大小來判斷.判斷流體流動類型的方法是.流體在圓形管道內做層流流動時某一截面上的速度分布為形。.流體在一段水平管中流過，測得平均速度為，壓強降為,Re為1000,那么管中心線上速度為，假設平均速度增大至I,那么壓強降為 O.只有在 的管道內,才有。.對一并聯(lián)管路,假設各支管內的流動阻力分別為,，那么必有.流體流動過程中的局部阻力可以用 兩種方法計算。.管路出口的阻力系數為。.當所測量的壓強

7、或壓差太小時,U管壓差計的讀數太小，此時可選 用 壓差計進行測量。.孔板流量計測得的是 速度，可從 上直接讀出被測流體的體積流量。.離心泵必須有，才能防止氣蝕現象的 發(fā)生。.離心泵的抗氣蝕性能通常用 等兩種方法來表示。.為了防止離心泵氣蝕現象的產生，離心泵必須有合適的.為防止離心泵氣縛現象的產生，啟動離心泵前必須.離心泵的安裝高度超過允許吸上真空度時，將可能發(fā)生 現象。.離心泵的額定流量指的是.離心泵安裝在一定管路上，其工作點是指.假設離心泵入口處真空表讀數為，當地大氣壓強為，當輸送的水（飽和蒸氣壓為）時，泵內 發(fā)生氣蝕現象。.往復壓縮機的工作原理是.往復壓縮機的理想壓縮循環(huán)由等三個階段組成。

8、.往復壓縮機的有余隙存在的壓縮循環(huán)過程由 等步驟組成。（二）傳熱.傳熱的基本方式有、和 三種。.在靜止流體內，熱量主要以 方式進行傳遞。.單層平壁的導熱熱阻為。.單層平壁的導熱熱阻與 成正比，與 成反比。.在多層圓筒壁的定態(tài)導熱中，通過每一層上的傳熱速率面積熱流量 填“相等”、“不等”。.通過三層平壁的熱傳導中，設各層壁面間接觸良好,如果測得各層 壁面的溫度”，分別為500、400 200、100,那么各層熱阻之比為 o.在應用計算外表傳熱系數的各經驗式時，應該注意公式的、定性尺寸和定性溫度。.在外表傳熱系數關聯(lián)式中,Pr()數是表示 的準數。.在外表傳熱系數關聯(lián)式中，格拉曉夫數是表示 的影響

9、。.在外表傳熱系數關聯(lián)式中,Pr()數是表示的準數。.蒸氣冷凝有 和 兩種方式。.液體在大容器內沸騰時，隨著溫度差()的不同，出現、 和 三種不同的沸騰狀態(tài)。.流體在圓形直管中強制湍流傳熱時，對流傳熱系數關聯(lián)式為，式中 是為了校正 的影響，當流體被加熱時，等于 o.當流體在管內呈湍流流動時，管內的對流傳熱熱阻主要集中在，為了減小熱阻以提高值，可采用的措施是.蒸汽在套管式換熱器的環(huán)隙中冷凝以加熱管內的空氣，那么總傳熱系數值接近于 的對流傳熱系數;管壁的溫度接近于的溫度。.黑體的輻射能力與 成正比。.在應用對流傳熱系數的各經驗公式時，應注意定性溫度的影響，所謂定性溫度指的是 o.強化傳熱過程的主要

10、方法是.在臥式管殼式換熱器中用飽和水蒸氣冷凝加熱原油，那么原油宜在 程流動，總傳熱系數接近于 的對流傳熱系數。.寫出三種間壁式換熱器的名稱:、和 O.為減少圓形管導熱損失，采用包覆3種保溫材料a、b、Co假設,，那么 包覆的順序從外到里分別為。（三）吸收.在一定溫度和壓強下用清水吸收丙酮，逆流操作，進塔的氣體 中丙酮含量為0.026（摩爾分數）,要求吸收率為80%,在操作條件下，丙酮 在兩相間的平衡關系是Y1.18X,那么其最小液氣比為 o.在一常壓填料塔中，用20的清水等溫洗滌某種氣體中的有害組 分,混合氣體流量為1730kg/h,混合氣體的平均分子量為 27.65kg/kmol,空塔氣速為

11、1.59m/s,那么所需塔徑為.所謂塔設備的液泛指的是.當以氣相的分壓差表示吸收推動力時，吸收速率方程可表示為 ，其中吸收總阻力 o.當以表示吸收推動力時，吸收速率方程可表示為，其 中吸收總阻力。.由于有濃差存在，物質在靜止流體中會以 擴散的形式傳遞。.根據雙膜理論，吸收過程的總阻力 o.根據雙膜理論，吸收過程的總阻力取決于.渦流擴散指的是0.吸收操作的依據是，以到達別離 氣體混合物的目的。.亨利定律的表達式為，假設某氣體在水中的亨利系數值很大,說明該 氣體為 O.對接近常壓的溶質濃度低的氣液平衡系統(tǒng)，當總壓增大時,亨利系數，相平衡常數 o.由于吸收過程中氣相中溶質的分壓總是 溶質的平衡分壓，

12、因此吸收操作線總是在平衡線的 O.吸收過程中，是以 為推動力的總吸收系數，它的單位是.水吸收氨-空氣混合氣中的氨，它是屬于 控制的吸收過程。.假設總吸收系數和分吸收系數間的關系可表示為，其中表示，當 項可忽略時，表示該過程為液膜控制。.在吸收過程中，假設提高吸收劑用量，對氣膜控制的物系，體積吸收總系數,對液膜控制的物系，體積吸收總系數將 o.雙膜理論是將整個相際傳質過程簡化為.吸收操作中增大吸收劑用量,操作線的斜率，吸收推動力。.當吸收劑用量為最小用量時，那么所需填料層高度將為.在常壓逆流操作的填料塔中用純溶劑吸收混合氣中的溶質， 進塔氣相組成為0.02摩爾比操作液氣比為0.9,氣液平衡關系為

13、,那么溶質 組分的回收率最大可達 O.脫吸因數可表示為，它在圖上的意義是O.在填料塔設置中，空塔氣速一般取 氣速的50%-80%。假設填料層較高,為了有效地潤濕填料，塔內應設置 裝置。四精微.氣液兩相組成相同時，那么氣相露點溫度 液相泡點溫度。.在精儲過程中，增大操作壓強,那么物系的相對揮發(fā)度，對別離 過程。.所謂理論板是指該板的氣液兩相，且塔板上.某兩組分物系,其相對揮發(fā)度，對第兩層理論板，在全回流條件下，那么 o.某精儲塔的精儲段操作線方程為，那么該精儲塔的操作回流比為偏出液組成為 0.精儲塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度，其原因是 和 0.在總壓為，溫度為下，苯與甲苯的飽和蒸汽壓分別為,，那

14、么平衡時苯的 液相組成為，氣相組成為，相對揮發(fā)度 O.精微塔有 種進料熱狀態(tài)，其中 進料的熱狀態(tài)參數最大，進料溫度泡點。.在連續(xù)操作的精鐳塔中,測得相鄰兩塔板的兩相四個組成為0.62、 0.70、0.75、0.82,那么,o.某連續(xù)精儲塔中,假設精儲塔操作線方程的截距等于零，那么回流比等 于，微出液流量等于。.假設板式塔的總板效率為64%,理論板數為16塊，板間距為0.6米，那么此板式塔的有效高度為。.在某兩組分體系中，其氣相組成為0.5,A、B兩組分在此溫度 下的飽和蒸汽壓分別為760mmHg和292mmHg,假設它們形成的是理 想溶液，那么其液相組成。.如果在精鐳塔內別離某兩組分混合液時，

15、塔頂只有回流液,塔釜沒 有上升蒸汽,那么只能將料液別離得到純的 組分。.傳質與別離過程概論。質量傳遞的方式，傳質設備簡介。.氣體吸收。吸收過程的平衡關系；吸收過程的速率關系；低組成氣體吸收的計算（包 括物料衡算與操作線方程、吸收劑用量確實定、塔徑的計算、傳質單元數法計算填料層高度 等）；吸收系數簡介；填料塔的結構與特點；填料塔的流體力學性能。.蒸儲。兩組分理想溶液的氣液平衡；精儲原理與流程；兩組分連續(xù)精微的計算（包 括理論板和恒摩爾流的概念、物料衡算和操作線方程、進料熱狀況的影響、理論板層數的計 算、回流比的影響及其選擇、塔高和塔徑的計算等）；板式塔的結構；板式塔的流體力學性 能與操作特性。.

16、液一液萃取和液一固浸取。液一液萃取相平衡；萃取過程的計算；其他萃取技術簡 介；萃取設備。.固體物料的干燥。濕空氣的性質及濕度圖；干燥過程的物料衡算與熱量衡算；物料 中所含水分的性質；干燥曲線、干燥速率與干燥速率曲線；干燥器。.其他別離方法。結晶的基本概念，結晶過程的相平衡，結晶過程的動力學。四、學時分配注：一課堂講授內容一學生自學內容一學生選讀內容化工原理（上冊）緒論（）1學時第一章流體流動13學時第一節(jié) 流體的重要性質（1學時）連續(xù)介質假定（）流體的密度（）流體的可壓縮性與不可壓縮流體（）流體的黏度（）第二節(jié) 流體靜力學（2學時）流量的受力（）靜止流體的壓力特性（）流量靜力學方程（）流量靜力

17、學方程的應用（）第三節(jié) 流體的流動概述（1學時）流動體系的分類（）流量與平均流速（）流動型態(tài)與雷諾數（）第四節(jié) 流體流動等基本方程（2學時）總質量衡算一一連續(xù)性方程式（）總能量衡算方程（）機械能衡算方程的應用（）第五節(jié)動量傳遞現象（1學時）（）.在某兩組分連續(xù)精儲過程中，進入第n塊板的汽相組成為0.6（摩爾分數,下同），從第n塊板流出的汽、液組成分別為0.8、0.5,其汽液平衡關系為y1.8x,那么第n塊板的單板效率為 o.在間歇精微中，為了保證儲出液組成恒定，那么回流比必須.板式塔的單板效率的表達式是 o.在某兩組分體系中，氣相組成為0.5摩爾分數,兩組分的相對 揮發(fā)度2,那么液相組成為.塔

18、板效率一般可以用 和兩種方法來表示。.理想溶液中,A,B兩組分的相對揮發(fā)度 o.在精儲塔內，恒摩爾流假設包括 兩局部內容。.在間歇精微中,通常有 和兩種典型操作方式。1、變壓吸附是利用 的變化來進行 的別離操作。.超臨界流體的物性參數在臨界點附近的變化非常敏感，微小的 或 變化都會引起密度的很大變化。.在采用攪拌強度判別法判斷反響萃取的控制步驟時,假設萃取速度隨 攪拌強度的增大而有規(guī)律的上升，那么過程為 控制。二.單項選擇：(一)流體流動和輸送.在法定計量單位中，粘度的單位是()。A. B. C. D.2.在靜止流體內部各點的靜壓強相等的必要條件是()。A.同一種流體內部B.連通著的兩種流體C

19、.同一種連續(xù)流體D.同一水平面上，同一種連續(xù)流體3.牛頓粘性定律適用于牛頓型流體，且流體應呈()。A.滯流流動B.湍流流動C.過渡流D.靜止狀態(tài)4.在一水平變徑管道上，細管截面A及粗管截面B與U管壓差計相連, 當流體流過時壓差計測量的是()。A.A、B兩截面間的總能量損失B.A、B兩截面間的動能差C.A、B兩截面間的局部阻力D.A、B兩截面間的壓強差5.直徑為的細管逐漸擴大到的粗管，假設流體在細管內的流速為，那么在 粗管內的流速為()。A. B. C. D.氣體在直徑不變的圓形管道內作等溫定態(tài)流動，各截面上的()。A.速度相等B.體積流量相等C.速度逐漸減小D.質量流速相等.流體在阻力平方區(qū)流

20、動時的摩擦阻力()。A.不變.隨流速加大而加大C.與成比例D.與成比例.孔板流量計與測速管都是屬于定節(jié)流面積的流量計，利用()來反映 流量的。A.變動的壓強差B.動能差C.速度差D.摩擦阻力滯流與湍流的本質區(qū)別是()。A.滯流的流速大于湍流的B.湍流的Re值大于滯流的C.滯流無徑向脈動，湍流有徑向脈動D.湍流時邊界層較薄.在阻力平方區(qū)，摩擦系數()。A.為常數，與均無關B.隨Re值加大而減小C.與Re值無關，是的函數D.是Re值與的函數.流體在圓形直管中作滯流流動時，其直管阻力損失與流速的關系 為()。A.與成正比B.與成正比C.與成正比D.與成正比.離心泵的軸功率與流量的關系為()。A.增大

21、，增大B.增大，減小C.增大，先增大后減小D.增大，先減小后增大.離心泵的揚程是指()。A.液體的實際的升揚高度B.單位重量液體通過泵獲得的能量C.泵的吸上高度D.液體出泵和進泵的壓強差換算成的液柱高.離心泵的軸功率是()。A.在流量為零時最大B.在壓頭最大時最大C.在流量為零時最小D.在工作點處最小.離心泵的效率與流量的關系為()。A.增大，增大B.增大,先增大后減小C.增大，減小D.增大冼減小后增大.離心泵氣蝕余量與流量的關系為()。A.增大，增大B.增大，減小C.增大，不變D.增大,先增大后減小.離心泵在一定管路系統(tǒng)下工作，壓頭與被輸送液體的密度無關的 條件是()。A.B. C,D.離心

22、泵停止操作時，宜()。A.先關出口閥后停電B.先停電后關出口閥C.先關出口閥或先停電均可D.單級泵先停電，多級泵先關出口閥.離心泵的工作點是指()。A.與泵最高效率時對應的點B.由泵的特性曲線所決定的點C.由管路特性所決定的點D.泵的特性曲線與管路特性曲線的交點.在測定離心泵性能時，假設將壓強表裝在調節(jié)閥后面,那么壓強表讀數 將()。A.隨流量增大而減小B.隨流量增大而增大C.隨流量增大而基本不變D.隨流量增大而先增大后減小(二)傳熱.雙層平壁定態(tài)熱傳導,兩層壁厚相同，各層的導熱系數分別為和，其 對應的溫度差為和，假設，那么和的關系為()。A.B. C. D.無法確定.空氣、水、金屬固體的導熱

23、系數分別為、和，其大小順序為。A. B. C. D.通過三層平壁的定態(tài)熱傳導，各層界面間接觸良好,第一層兩側溫 度為和，第三層外外表溫度為，那么第一層熱阻和第二、三熱阻、的大小為()。A. B. C.無法確定D.在管殼式換熱器中，用飽和蒸汽冷凝以加熱空氣，下面兩項判斷為甲:傳熱管壁溫度接近與加熱蒸汽溫度；乙:總傳熱系數接近于空氣側對流傳熱系數。A.甲乙均合理B.甲乙均不合理C.甲合理、乙不合理D.甲不合理、乙合理.對流傳熱速率系數推動力，其中推動力是()。A.兩流體的溫度差B.流體溫度和壁面溫度差C.同一流體的溫度差D.兩流體的速度差.量綱分析的目的是()。A.得到各變量間定量關系B.用量綱為

24、一的數群代替變量，使實驗簡化C.實驗結果可靠D.得到量綱為一的數群間的定量關系.計算液體在圓管內對流傳熱系數，假設可采用，式中指數為()。C.被加熱時0.4,被冷卻時0.3D.被加熱時0.3，被冷卻時0.4.水在圓管中強制湍流時的對流傳熱系數為，假設將水的流量增加一倍, 而其它條件不變，那么為()。A.2000B.1740C.1000D.500.對間壁兩側流體一側恒溫、另一側變溫的傳熱過程,逆流和并流時 大小為()。ABC D.無法確定.工業(yè)生產中，沸騰傳熱應設法保持在()。A.自然對流區(qū)B.核狀沸騰區(qū)C.膜狀沸騰區(qū)D.過渡區(qū).在列管式換熱器中，用常壓水蒸氣冷凝以加熱空氣,空氣平均溫度 為，那

25、么換熱器壁面溫度約為()。A. B. C. D.三吸收1 .吸收操作的作用是別離()。A.氣體混合物B.液體均相混合物C.氣液混合物D.局部互溶的液體混合物.在一符合亨利定律的氣液平衡系統(tǒng)中,溶質在氣相中的摩爾濃度與 其在液相中的摩爾濃度的差值為()。A.正值B.負值C.零D.不確定.在吸收操作中，吸收塔某一截面上的總推動力(以液相組成差表示) 為()。A. B.C.D.,某吸收過程，氣膜吸收系數，液膜吸收系數，由此可判斷該過程()。A ,氣膜控制層流一一分子動量傳遞（）湍流特性與渦流傳遞（）邊界層與邊界層別離現象（） （）動量傳遞小結（）第六節(jié) 流體在管內流動的阻力（2學時）管流阻力計算的通

26、式（）管內層流的摩擦阻力（）管內湍流的摩擦阻力與量綱分析（）非圓形管的摩擦阻力（）管路上的局部阻力（）管流阻力計算小結（）第七節(jié)流體輸送管路的計算（1.5學時）簡單管路（）復雜管路（）可壓縮流體管路的計算（X）第八節(jié)流量測量（2學時）測速管（）孔板流量計（）文丘里流量計（）轉子流量計（）第九節(jié)非牛頓性流體的流動（0.5學時）非牛頓性流體的流動特性（）幕率流體在管內的流動阻力（X）8學時第二章流體輸送機械第一節(jié)概述（1學時）流體輸送機械的作用（）流體輸送機械的分類（）第二節(jié)離心泵（4學時）離心泵的工作原理和基本結構（）離心泵的基本方程式（）離心泵的性能參數與特性曲線（）離心泵在管路中的運行（）離

27、心泵的類型與選擇（）第三節(jié) 其他類型化工用泵（1學時）往復式泵（）回轉式泵（）旋渦泵（）常用液體輸送機械性能比擬（）第四節(jié) 氣體輸送和壓縮機械（2學時）氣體壓送機械的分類（）B.液膜控制C.判斷依據缺乏D.雙膜控制.在逆流吸收塔中，用清水吸收混合氣中溶質組分。其液氣比為2.7, 平衡關系可表示為(為摩爾比)，溶質的回收率為90%,那么液氣比與最小液 氣比之值為()。C.2D.3.根據雙膜理論，當溶質在液體中的溶解度很小時，以液相表示的總 傳質系數將()。A.大于液相傳質分系數B.近似等于液相傳質分系數C.小于氣相傳質分系數D.近似等于氣相傳質分系數.在填料塔中用清水吸收混合氣中的氨，當用水量減

28、小時，氣相總傳 質單元數將()。A.增加B.減小C.不變D.不確定.在逆流吸收塔中，吸收過程為氣膜控制,假設進塔液體組成增大，其他 條件不變，那么氣相總傳質單元高度將()。A.增加B.減小C.不變D.不確定.在逆流吸收塔中，用純溶劑吸收混合氣中的溶質。平衡關系符合亨 利定律。當進塔氣相組成增大，其他條件不變，那么出塔氣體組成和吸收率 的變化為()。A.增大、減小B.減小、增大C.增大、不變D.增大、不確定四精儲.精鐳操作時，增大回流比淇他操作條件不變廁精儲段液氣比(),儲 出液組成(),釜殘液組成()。A.增大B.不變C.不確定D.減小.精儲塔的設計中,假設進料熱狀態(tài)由原來的飽和蒸氣進料改為飽

29、和液 體進料，其他條件維持不變，那么所需理論板數(),(),(),(),()。A.減小B.不變C.增大D.不確定3.對于飽和蒸氣進料，那么(),()。A.等于B.小于C.大于D.不確定4.某減壓操作的精微塔,假設真空度加大，而其他條件不變，那么塔的釜殘 液組成(),偏出液組成()。A.減小B不變C.增大D.不確定5.操作中的精儲塔，假設進料流量、儲出液組成、釜殘液組成、 進料熱狀態(tài)參數及提儲段上升蒸氣流量不變,減小進料組成，那么有()。A.增大，減小B.不變，增大C.減小，增大D.減小，不變.操作中的精儲塔,假設進料流量、進料組成、進料熱狀態(tài)參數及回流 比不變，增加釜殘液流量，那么精儲段液氣比

30、(),提微段上升蒸氣流量()。A.不確定B.增加C.不變D.減小.精儲操作時，假設進料流量、進料組成、進料熱狀態(tài)參數及回流比不 變,而將塔頂產品量增加，那么提偏段下降液體流量(),提福段上升蒸氣流量 ()。A.增加B不變C.減小D.不確定.用某精鐳塔別離兩組分混合物，規(guī)定鐳出液組成、釜殘液組成。當 進料組成為時，相應的回流比為,進料組成為時，相應的回流比為。假設，進料 熱狀態(tài)不變，那么()。A. B. C. D.無法確定9.精儲塔設計中,增大操作壓強，那么相對揮發(fā)度(),塔頂溫度(),塔釜溫 度()。A.增加B.不變C.減小D.不確定.精微塔中由塔頂向下的第層塔板，其氣相組成關系為()。A.

31、B. C. D.不確定.某兩組分混合物，其中A為易揮發(fā)組分，液相組成，相應的泡點溫度 為，氣相組成，相應的露點溫度為，那么()。A. B. C. D.不能判斷.別離某兩組分混合物，進料量為，進料組成，要求儲出液組成不小于0.9,那么塔頂最大產量為()。A. B. C. D.不能確定13.完成某別離任務需理論塔板數為(包括再沸器),假設總塔板效率，那么 塔內需實際塔板數為()。A.14 層B.10 層C.12 層D.無法確定.在精編塔設計中,假設進料組成、儲出液組成、釜殘液組成、回流比 及相對揮發(fā)度均不變，當進料熱狀態(tài)參數值增大時，那么所需理論板數將()。A.增大B不變C.減小D.不確定.在精鐳

32、塔中別離某理想兩組分溶液，且偏出液組成、釜殘液組成、 相對揮發(fā)度及進料熱狀態(tài)參數值一定，假設進料組成為,相應的最小回流比為，進料 組成為，相應的回流比為，現，那么()。A. B. C. D.無法比擬與的大小三.計算:一流體流動.用一水泵將20的清水從水池送至另一水槽，管道裝置如此題附圖 所示。管道內徑為100,其中裝有一文丘里流量計,流量計入口直徑與管 道相同，喉部面積為管道面積的四分之一，流量計的測壓計讀數為300o 流量計的進口至喉部的阻力系數為0.15,管路中摩擦系數與的關系為 0.002o求:該管道的輸水量。圖中A點的壓強。20時水的密度為1000,粘度為0.001 o.用離心泵將地下

33、貯槽中的石油以40的流率，的管子輸送到高位槽。 兩槽的液面差為30,管子總長(包括各種閥門、管件的當量長度)為 400,試計算輸送15的石油時所需泵的有效功率。設輸送過程中兩槽液 面恒定不變,15石油的密度為960,粘度為3.43o.如下圖的輸水系統(tǒng)，用泵將水池中的水輸送到敞口高位槽，系統(tǒng) 管徑均為，泵的進、出口管道上分別安裝有真空表和壓力表，真空表安裝 位置離蓄水池的水面高度為4.8,壓力表安裝位置離蓄水池的水面高度為5,當輸水量為36時，進 水管道的全部阻力損失為1.96,出水管的全部阻力損失為4.9,壓力表的 讀數為2.5xPa,泵的效率為,試求：(1)兩液面的高度差為多少?(2)泵所需

34、的實際功率為多少?(3)真空表的讀數為多少Pa?4.用離心泵把水從貯槽送至此題附圖所示表壓強為9.807 x的水洗 塔中,貯槽液面恒定，其上方為常壓。泵入口比貯槽液面高2,貯槽液面與 輸送管出口端垂直距離為20米。在某輸送量下，泵對每水作的功為317.7, 管內的摩擦系數為0.018。泵的吸入和壓出管路總長分別為10及100(包 括管件及入口的當量長度，但不包括出口的當量長度),管子直徑為。假設在 泵出口處裝一壓強表，測壓處與泵入口處的位差和摩擦阻力均可略去不 計，試求壓強表讀數。5用一離心泵將水由水池送到高位槽，泵的入口管內徑為80.5,管內 水的流速為1,出口管內徑為53,其末端高出水面1

35、5。假設輸送過程的總壓 頭損失為3水柱，試求該泵應提供的壓頭和理論功率？假設泵的效率為，那么 所需軸功率為多少？水的密度取1000o.水從蓄水箱經過一水管和噴嘴在水平方向射出，如附圖所示。假設 13,7.5,12,6.5,整個管路的摩擦損失2水柱(噴嘴局部的摩擦阻力損失 為0.8水柱)。試求:(1)管路出口處的速度;(2)水管和噴嘴連接處截面上的 水流速度和壓強。.用離心泵將敞口貯槽中的液體輸送到常壓高位槽中,兩槽液面保持 恒定，兩液面高度差為。輸送管路直徑為，管路總長為(包括管件、閥門的 當量長度)。泵送液體流量為2.015,操作條件下液體的密度為,黏度為，假設 泵的效率為，試求泵的軸功率(

36、)。摩擦系數可按下式計算:層流時，湍流時。.如此題附圖所示用泵將河水經3.5無縫鋼管輸送至高位槽,高位槽 內液面恒定。泵出口處裝有壓強表，設備相對位置示于附圖中，包括一切 局部阻力當量長度在內的管子總長度為:壓強表前為，壓強表后為，求流 量為時：(1)泵的軸功率,效率為0.8;(2)壓強表上讀數。數據:,，層流時,湍流時，用于鋼管時為了平安加大30%的平安因 素。.黏度為、密度為的液體，自開口槽A經2.5的塑料管道流至開口槽 B,兩槽液面恒定，如此題附圖所示,在水平管路上設置一個閥門，當閥門全 關時，閥門前、后的壓強表讀數分別為88.3及44.15。將閥門調至1/4 開度,流量為3.34,閥門

37、前、后管長分別為及(包括一切局部阻力的當量長 度)。試求閥門開度為1/4時閥門的當量長度。摩擦系數計算式為為:層流:，光滑管湍流:。.如此題附圖所示，用離心泵將貯槽A中的溶液輸送至高位槽中，兩 槽液面恒定，其間垂直距離為。在的水平管上裝有孔板流量計，用角接取 壓法裝置的U管壓差計測量孔板兩側的壓強差，壓差計中指示劑汞的讀 數R為0.54,孔板直徑為。不包括管子進、出口損失的全部直管與管件 的當量長度之和為。操作條件下液體的密度為,黏度為，流動時的摩擦系 數為0.0185,假設泵的效率為0.8,試求泵的軸功率。.用泵將湖水經內徑為的鋼管輸送至岸上的A槽內,如此題附圖所 示。湖面與A槽液面間的垂直

38、距離為，出口管高于液面。輸水量為，有人建議將輸水管插入A槽的液面中，如圖中虛線所示。從泵的軸功率角度 來看用計算結果說明哪種方案合理。數據:摩擦系數0.02,包括一切局部 阻力在內的管子總長度，湖水密度，泵的效率0.8,管子出口埋在液面下后 設總長度變?yōu)?1.5。.某離心泵輸送清水流量為16.8時,壓頭為18,試判斷該泵是否可 以將密度為流量為15的溶液從常壓貯槽內輸送到壓強為（表壓）的設備中？己知 輸送管路直徑為,長度為124（包括所有局部阻力的當量長度）。貯槽及設 備的兩液面恒定，其間的垂直距離為8.5o管路中液體流動時的摩擦系數 可取為0.03。一傳執(zhí) I X /、.某日化廠一列管換熱器

39、由25x2的不銹鋼管136根組成，平均比 熱為4.187的某溶液在管程作湍流流動，其流量為15000,并由15加熱到 100,溫度為110的飽和蒸汽走殼程。單程時管程內溶液的對流傳熱 系數為523,蒸汽對管壁的對流傳熱系數為11630,鋼管的導熱系數41, 污垢層熱阻忽略不計。試求:管程為單程時的列管長度。.列管換熱器的管束由假設干根長為3,規(guī)格為q）25x2.5的鋼管組成。 要求將質量流量為1.25的苯由80冷卻到30,20的水在管內與苯逆流流 動。水側和苯側的對流傳熱系數分別為850和1700,污垢熱阻和管 壁熱阻可忽略。假設維持水的出口溫度為50,試求所需的列管數。取苯的 比熱容為190

40、0,密度為880。離心式通風機、鼓風和壓縮機（）往復壓縮機（）回轉鼓風機、壓縮機（）真空泵（）常用氣體壓送機械的性能比擬（）第三章機械別離與固體流態(tài)化8學時第一節(jié)、沉降別離原理及設備（3學時）顆粒相對于流體的運動（）重力沉降（）離心沉降（）第二節(jié)過濾別離原理及設備（4學時）流體通過固體顆粒床層的運動（）過濾操作的原理（）過濾基本方程式（）恒壓過濾（）恒速過濾與先恒速后恒壓的過濾（）過濾常數的測定（）過濾設備（）濾餅的洗滌（）過濾機的生產能力（）第三節(jié)離心機（0學時）一般概念（）離心機的結構和操作簡介（X）第四節(jié)固體流態(tài)化（1學時）流態(tài)化的基本概念（）流化床的流體力學特性（）流化床的濃相區(qū)高度和

41、別離高度（）氣力輸送簡介（）第四章液體攪拌2學時第一節(jié) 攪拌器的性能和混合機理（1學時）攪拌設備（）攪拌作用下流體的流動（）混合機理（）其它類型混合器（）攪拌器的選型和開展趨勢（）第二節(jié)攪拌功率（0.5學時）攪拌功率的準數關聯(lián)式（）422均相系統(tǒng)攪拌功率的計算（）423非均相物系攪拌功率的計算（）.在一內管為202的套管換熱器中,用清潔河水逆流冷卻某有機 液體。管內冷卻水的進、出口溫度分別為30和40;有機液體的質量 流量為300,進出、口溫度分別為105和50,平均比熱為1.88;水和有機 液體與管壁的對流傳熱系數分別為2810及1640,管壁和污垢熱阻可忽 略,試求傳熱系數及套管長度。.在

42、一傳熱外外表積為300的單程列管式換熱器中,300的某氣體流 過殼方時被加熱到430,另一種560的氣體作為加熱介質。兩氣體逆流流動，流量均為1x,平均比熱均為1.05,試求總傳熱系數。假設 換熱器的熱損失為殼方氣體傳熱量的。.某列管換熱器由多根25x2.5的不銹鋼管組成,將平均比熱為 1.76密度為858的某液體由20加熱到55,其流量為15000,管內流速為 0.5o加熱劑為130的飽和水蒸氣，在管外冷凝。加熱器以外外表為 基準的總傳熱系數為774o試求加熱器所需管數及單管長度。.在一管殼式換熱器中，要求用初始溫度為30的原油來冷卻重油，使 重油從180冷卻到120,重油的流量為10000

43、,原油流量為14000,重油比 熱為2177,原油比熱為1926,假設換熱時的總傳熱系數為116.3,試問當 原油和重油為并流和逆流兩種情況下,試求：(1)原油的出口溫度各為多少？所需換熱器的換熱面積各為多少?.有一列管式換熱器由25x2.5、長為3的60根鋼管組成。熱水走 管內,其進、出口溫度分別為70和30;逆流冷卻水走管間,其進、出口溫 度分別為20和40,冷水流量為1.2。試求換熱器的總傳熱系數。假設熱 水和冷水的平均比熱容可取為4.2,換熱器的熱損失可忽略。.在一傳熱面積為15的列管式換熱器中，殼程通入飽和水蒸氣以加 熱管內的空氣。150的飽和水蒸氣冷凝為同溫度下的水排出?？諝饬髁?

44、為2.8,其進口溫度為30,比熱容可取為，空氣對流傳熱系數為87,換熱器 熱損失可忽略，試計算空氣的出口溫度。.在傳熱面積為20的換熱器中，用溫度為20、流量為13200的冷卻水冷卻進口溫度為110的醋酸，兩流體呈逆流流動。換熱器剛開 始運行時，水出口溫度為45,醋酸出口溫度為40,試求總傳熱系數。而在 換熱器運行一段時間后,假設兩流體的流量不變，進口溫度也不變,而冷水 的出口溫度降到38,試求總傳熱系數下降的百分數。水的比熱容可取為 4.2,換熱器的損失可忽略。.在一列管式換熱器中，用飽和蒸氣將流量為53的某油品從60加 熱到80,油品的密度為800,比熱容為2.0o換熱器的管束由368根

45、19x2的管子所組成，每根管子長度為6。假設基于管子外外表的總傳熱 系數為110,冷凝水在飽和溫度下排出,換熱器的損失可忽略，試求飽和蒸 氣的溫度。設傳熱平均溫度差可按算術平均值計算。.有一單管程列管式換熱器，傳熱面積為4,列管直徑為25x2.5。 用溫度為25的水將油由200冷卻至100,水走管內，油走管間，并呈逆流 流動。水和油的流量分別為1200和1400淇比熱容分別為4.18和 2.0;水側和油側的對流傳熱系數為1800和200o污垢熱阻和管壁熱阻 均可忽略,換熱器的熱損失也可忽略。試校核該換熱器是否合用？.有一列管式換熱器,110的飽和蒸氣在殼方冷凝為同溫度下的水 排出,管內為一定流

46、量的氣體呈湍流流動，其溫度從30加熱到50o現因 氣體流量增加，而加熱蒸氣溫度和氣體進口溫度均不變，氣體出口溫度降 到48,試求氣體流量為原流量的倍數。假設管壁熱阻、污垢熱阻及換熱 器的熱損失均可忽略;兩種情況下氣體物性可視為不變;（三）吸收.在逆流操作的填料吸收塔內，用純溶劑吸收某氣體混合物中的溶質, 氣體混合物中溶質的濃度很低。假設在操作條件下，平衡線和操作線均為直 線，兩直線斜率之比為0.8,塔高為18米，氣相總傳質單元高度為1.5米， 試求此吸收塔的回收率。.在直徑為0.8的填料吸收塔內，用水吸收分壓為1330的氨？空氣混 合氣體中的氨，經過吸收操作后，混合氣中99.5的氨被水吸收。入

47、塔 的空氣流率為1390,水的用量為其最小用量的1.44倍，在操作條件下汽 液平衡關系為0.755,氣相體積吸收總系數為314,試求所需填料層高度。 操作壓強為1.013x.用清水吸收有機合成剩余氣體中的甲醇（其它氣體視為不參與反響的）。處理氣體量為1,混合氣中含甲醇20,吸收率為95,適宜的液氣比是 最小液氣比的125,該條件下氣液平衡關系為1.15,試求吸收所需的氣 相總傳質單元數。.某連續(xù)逆流填料吸收塔用清水在常壓及0下吸收有機合成剩余氣 體中的甲醇（其它組分可視為惰性組分），殘氣進塔流量為1以標準狀態(tài)計, 含甲醇25標準狀態(tài),要求甲醇的吸收率為90,吸收劑用量為最小用量的 1.3倍，操

48、作條件下的氣液平衡關系為1.1，求塔底吸收液出口組成及此吸 收過程的氣相總傳質單元數。.110下定態(tài)操作的氨吸收塔的某截面上，含氨0.03（摩爾分數）的氣 體與氨濃度為1的氨水相遇，氣膜傳質系數5x,液膜傳質系數1.5x, 其平衡關系可以用亨利定律表示，溶解度系數H為7.3x,試求：以分壓差表示的總推動力，總傳質系數和傳質速率。氣膜、液膜阻力占總阻力的百分比。.某廠有一填料吸收塔,直徑為880,填料層高6,所用填料為56的拉 西環(huán)。在25及1時海小時處理2000含5（體積,下同）丙酮的空氣-丙酮 混合氣。處理時使用水作溶劑。塔頂送出的尾氣中含丙酮0.263,塔底送 出的溶液中每千克含丙酮61.

49、2克。在此操作條件下的平衡關系為 2,試計算氣相總體積傳質系數。.在逆流填料吸收塔中，用清水吸收混合氣中溶質組分。操作溫度為 20、壓強為101.33,對應的混合氣流量為480。進塔氣相組成為0.015（摩爾分數），吸收率為98,出塔液相組成可到達與出塔氣相濃度平衡濃度的80,平衡關系為0.75為摩爾比。試求:出塔液相組成，以摩爾比表示;用水量,。.在逆流填料吸收塔中，用清水吸收混合氣中溶質組分。測得進塔氣 相組成為0.06（摩爾比，下同），出塔氣相組成為0.008,出塔液相組成為 0.02。操作條件下氣液平衡關系為2.5為摩爾比，假設填料層高度為8,試求 該塔的氣相總傳質單元高度。.在逆流填

50、料吸收塔中,用清水吸收混合氣中溶質。進塔氣相組成為 0.026（摩爾比，下同），出塔氣相組成為0.0026,混合氣中惰氣流量為100, 清水流量為0.1 o操作條件下氣液平衡關系為0.526為摩爾比，假設填料層 高度為1.5,塔內徑為0.2,試求該塔的氣相體積總傳質系數,。.在逆流常壓填料吸收塔中，用清水吸收混合氣中溶質組分。進塔氣 相組成為5（體積），吸收率為98。吸收劑用量為最小用量的1.4倍,操作條 件下的氣液平衡關系為1.2為摩爾比，氣相體積總傳質系數為180。假設 混合氣流量為2826,按標準狀態(tài)下計的氣體空塔速度為1,試求：出塔 液相組成，摩爾比;（2）氣相總傳質單元高度,。.在常

51、壓逆流操作的填料吸收塔中用清水吸收氨？空氣混合氣體中 的氨,混合氣的質量流速為580,組成為6（體積），吸收率為99;水的質量流 速為770o操作條件下的氣液平衡關系為0.9為摩爾比，假設填料層高度為 4,試求氣相總傳質單元高度。.在逆流操作的填料吸收塔中，用清水吸收焦爐氣中的氨，氨的濃度 為，混合氣處理量為4500o氨的回收率為95,吸收劑用量為最小用量的 1.5倍。操作壓強為1.013x,溫度為30,氣液平衡關系為1.2為摩爾比， 氣相體積總傳質系數為0.06,空塔氣速為1.2,試求:1用水量,;2塔徑和塔 fWj , O（四）精儲.某兩組分混合液用精儲塔別離,其進料濃度為50（摩爾分率）

52、，泡點 進料，體系相對揮發(fā)度為2,塔頂出料量為進料量的60,當回流比為0.8時, 需要的理論塔板數為無窮多塊,試求：此時塔頂、塔底的組成各為假設干？假設回流比改為1.5,保持各組成不變，理論塔板數減少，試繪出精鐳 段和提饋段的操作線（簡圖）。2.苯與甲苯兩組分體系的相圖如下圖，在常壓連續(xù)精微塔中進行別離,原料液的組成為0.50（摩爾分率,下同），料液流量為 1000kmol/h,加料熱狀態(tài)參數12操作回流比為最小回流比的L8倍，要 求儲出液含輕組分0.90,釜殘液含輕組分0.05,試求：（1）播出液量和釜殘液量；（2）提饋段的汽、液流量；（3）所需理論板數和加料位置。.苯與甲苯兩組分體系某常壓

53、連續(xù)精微過程的圖解法求理論板 數過程如右圖，假設進料流量為120kmol/h,總板效率為60,試求:適 宜回流比為最小回流比的多少倍？（2）提偏段內的氣、液流量為多少？（3）所需實際塔板數為多少塊？.有一常壓連續(xù)精儲塔，共有15塊塔板用來精微甲醇水溶液，進料中 含甲醇0.55,每千摩爾原料液變成飽和蒸汽所需熱量等于原料液千摩爾 汽化熱的1.2倍，儲出液含甲醇0.95,釜液含甲醇不大于0.03（以上均 為摩爾分數），假設回流比為最小回流比的1.5倍,試求：塔板總效率及實際加料位置。當進料量為100kmol/h時的精儲段和提儲段內的汽液相負荷。常壓下甲醇-水溶液的平衡曲線如右圖所示,甲醇分子量為

54、32kg/kmolo.在常壓連續(xù)精微塔內別離含甲醇50的水溶液，要求塔頂產品中含 甲醇95,釜液中甲醇含量不大于1 （以上均為質量百分數）,每小時進料量 為2500,原料經預熱器預熱至58送入塔內（其值為1.04）,塔頂采用全凝器，回流液為飽和液體，回流比取最小回流比的1.5倍， 全塔板效率為50,試求：所需實際塔板數；精儲段和提儲段內的氣液相負荷。常壓下甲醇-水溶液的平衡曲線如右圖所示,甲醇分子量為32o.在一常壓連續(xù)精偏塔中，別離某兩組分理想溶液。原料液濃度為0.4, 塔頂儲出液濃度為0.95（均為易揮化組分的摩爾分率）?；亓鞅葹樽钚』?流比的1.5倍,每千摩爾原料液變成飽和蒸汽所需的熱量

55、的等于原料液 的千摩爾汽化潛熱的1.2倍。操作條件下溶液的平均相對揮化度為2.0。 塔頂冷凝器采用全冷凝器。試計算由第二塊理論板上升的汽相組成（理 論板序號自塔頂往下編號）。.在板式精微塔中，別離某兩組分理想溶液，進料量為100,組成為 0.5（摩爾分數），飽和液體進料。塔頂為全凝器，塔釜為間接蒸汽加熱。塔 頂易揮發(fā)組分的回收率為90。精儲段操作線方程式為0.8+1.9,試求：（1）塔頂和塔底產品流量,；（2）精微段和提饋段上升蒸氣流量,。.在一常壓連續(xù)精鐳塔中別離某兩組分理想溶液，原料液流量為100, 泡點進料。精循段操作線方程和提儲段操作線方程分別為 0.723+0.263和1.25-0.

56、018,試求精儲段和提儲段上升蒸氣量。.在連續(xù)精儲塔中，別離兩組分理想溶液。原料組成為0.3摩爾 分數，下同，泡點進料僭出液組成為0.9,釜殘液組成為0.05,操作回流比為2.5,試寫出精儲段操作線方程和提儲段操作線方程。.在常壓連續(xù)精微塔中別離兩組分理想溶液,鐳出液組成為0.94摩爾分數，下同，釜殘液組成為0.04,操作回流比為最小回流比的1.2倍，物 系的平均相對揮發(fā)度為2,進料方程為6-1.5。試求：(1)進料組成和進料熱狀態(tài)參數;(2)精儲段操作線方程。.在常壓連續(xù)精微塔中別離兩組分理想溶液。實驗測得儲出液組成 為0.95摩爾分數，下同，回流比為3.5,精儲段內某相鄰兩板的上升蒸氣組

57、成分別為0.885,0.842。物系的平均相對揮發(fā)度為3,試求以氣相組 成表示的第層板的單板效率。.在常壓精儲塔中別離兩組分理想溶液。進料組成為0.5摩爾 分數，下同，播出液組成為0.98;進料為泡點進料;塔頂采用全凝器,泡點回 流,操作回流比為最小回流比的1.8倍,在此題范圍內，氣液平衡關系可 表示為0.58+0.43;從塔頂往下數第一塊板的氣相默弗里板效率為0.5o 試求從塔頂往下數第一塊板下降的液相組成。424非牛頓型流體的攪拌功率（X）第三節(jié)攪拌器的放大（0.5學時）第五章傳熱14學時第一節(jié)傳熱過程概述（1學時）熱傳導及導熱系數（）對流（）熱輻射（）冷熱流體（接觸）熱交換方式及換熱器（

58、）載熱體及其選擇（）第二節(jié)熱傳導（2學時）平壁一維穩(wěn)態(tài)熱傳導（）522圓筒壁的一維穩(wěn)態(tài)熱傳導（）第三節(jié)換熱器的傳熱計算（3學時）熱平衡方程（）總傳熱速率微分方程和總傳熱系數（）傳熱計算方法（）第四節(jié)對流傳熱（4學時）541對流傳熱機理和對流傳熱系數（）542對流傳熱的量綱分析（）流體無相變時的對流傳熱系數（）544流體有相變時的對流傳熱系數（）545非牛頓型流體的傳熱（X）第五節(jié)輻射傳熱（2學時）基本概念和定律（）兩固體間的輻射傳熱（）第六節(jié)換熱器（2學時）間壁式換熱器的結構形式（）換熱器傳熱過程的強化（）傳熱過程強化效果的評價（）管殼式換熱器的設計和選型（）第六章蒸發(fā)4學時第一節(jié)概述第二節(jié)蒸發(fā)設備（1學時）循環(huán)型蒸發(fā)器（