化工原理试题库及答案

化工原理试题库及答案《化工原理》试题库一.填空题:（一）流体流动与输送:某设备的真空 表 关于同志近三年现实表现材料材料类招标技术评分表图表与交易pdf视力表打印pdf用图表说话 pdf 读数为,则它的绝对压强为（560）,另一设备的表压强为,则它的绝对压强为___151。（当地大气压为）TOC\o"1-5"\h\z在静止的同一种连续流体内部,各截面上与之和为常数。实际流体在直管内流过时,各截面上的总机械能守恒,因实际流体流动时有。在一流动体系中,若A,B两截面间无输送机械,且有＞代表机械能,则可判断A,B之间的水的流向为。理想流体在管道中流过时各截面上相等,它们是之和。理想流体指的是（没有粘性的流体）定态流动指的是不可压缩流体在由两种不同管径组装成的管路中流过时,流速与直径的关系为。流体流动过程中的连续性方程……，只适用于（不可压缩流体）TOC\o"1-5"\h\z流体在圆形管道内做层流流动时某一截面上的速度分布为形。流体在管内作湍流流动时，邻近管壁处存在层,Re值越大，则该层厚度越。流体在圆形管道内作层流流动时的摩擦系数与无关,只随增大。流体在圆形管道内作湍流流动时的摩擦系数是的函数,若流动在阻力平方区,则摩擦系数与无关。当流体在圆形管道内做湍流流动时,通过量纲 分析 定性数据统计分析pdf销售业绩分析模板建筑结构震害分析销售进度分析表京东商城竞争战略分析 法可以得出:其摩擦系数的大小取决于的大小。流体做层流流动时管中心的最大流速是截面上平均流速的流体在圆形管道内的流动类型可以由的大小来判断.判断流体流动类型的方法是流体在圆形管道内做层流流动时某一截面上的速度分布为形。流体在一段水平管中流过,测得平均速度为，压强降为,Re为1000,则管中心线上速度为,若平均速度增大到,则压强降为只有在的管道内,才有。对一并联管路,若各支管内的流动阻力分别为,,,则必有流体流动过程中的局部阻力可以用两种方法计算。管路出口的阻力系数为。当所测量的压强或压差太小时,U管压差计的读数太小，此时可选用压差计进行测量。孔板流量计测得的是速度,可从上直接读出被测流体的体积流量。离心泵必须有,才能防止气蚀现象的发生。离心泵的抗气蚀性能通常用等两种方法来表示。为了防止离心泵气蚀现象的产生,离心泵必须有合适的为防止离心泵气缚现象的产生,启动离心泵前必须离心泵的安装高度超过允许吸上真空度时,将可能发生现象。离心泵的额定流量指的是离心泵安装在一定管路上,其工作点是指若离心泵入口处真空表读数为,当地大气压强为,当输送的水（饱和蒸气压为）时,泵内发生气蚀现象。往复压缩机的工作原理是往复压缩机的理想压缩循环由等三个阶段组成。往复压缩机的有余隙存在的压缩循环过程由等步骤组成。（二）传热传热的基本方式有、和三种。在静止流体内,热量主要以方式进行传递。单层平壁的导热热阻为。单层平壁的导热热阻与成正比,与成反比。在多层圆筒壁的定态导热中，通过每一层上的传热速率①,面积热流量填“相等”、“不等”。通过三层平壁的热传导中,设各层壁面间接触良好,如果测得各层壁面的温度,，，分别为500°C、400°C、200°C、100°C，则各层热阻之比为。在应用计算表面传热系数的各经验式时，应该注意公式的、定性尺寸和定性温度。在表面传热系数关联式中，Pr()数是表示的准数。在表面传热系数关联式中，格拉晓夫数是表示的影响。在表面传热系数关联式中，Pr()数是表示的准数。蒸气冷凝有和两种方式。液体在大容器内沸腾时，随着温度差()的不同，出现、和三种不同的沸腾状态。流体在圆形直管中强制湍流传热时，对流传热系数关联式为，式中是为了校正的影响，当流体被加热时，等于。当流体在管内呈湍流流动时，管内的对流传热热阻主要集中在，为了减小热阻以提高值，可采用的措施是蒸汽在套管式换热器的环隙中冷凝以加热管内的空气，则总传热系数值接近于的对流传热系数;管壁的温度接近于的温度。黑体的辐射能力与成正比。在应用对流传热系数的各经验公式时,应注意定性温度的影响,所谓定性温度指的是强化传热过程的主要方法是在卧式管壳式换热器中,用饱和水蒸气冷凝加热原油,则原油宜在程流动,总传热系数接近于的对流传热系数。写出三种间壁式换热器的名称:、和。为减少圆形管导热损失，采用包覆3种保温材料a、b、c。若,，则包覆的顺序从外到里分别为。（三）吸收在一定温度和压强下,用清水吸收丙酮,逆流操作,已知进塔的气体中丙酮含量为0.026（摩尔分数）,要求吸收率为80%,在操作条件下,丙酮在两相间的平衡关系是Y1.18X,则其最小液气比为在一常压填料塔中，用20°C的清水等温洗涤某种气体中的有害组分,已知混合气体流量为1730kg/h,混合气体的平均分子量为27.65kg/kmol，空塔气速为1.59m/s，则所需塔径为所谓塔设备的液泛指的是TOC\o"1-5"\h\z当以气相的分压差表示吸收推动力时,吸收速率方程可表示为,其中吸收总阻力。当以表示吸收推动力时,吸收速率方程可表示为,其中吸收总阻力。由于有浓差存在,物质在静止流体中会以扩散的形式传递。根据双膜理论,吸收过程的总阻力。根据双膜理论,吸收过程的总阻力取决于涡流扩散指的是。吸收操作的依据是,以达到分离气体混合物的目的。亨利定律的表达式为,若某气体在水中的亨利系数值很大,说明该气体为。对接近常压的溶质浓度低的气液平衡系统,当总压增大时,亨利系数,相平衡常数。由于吸收过程中气相中溶质的分压总是溶质的平衡分压,因此吸收操作线总是在平衡线的。吸收过程中,是以为推动力的总吸收系数,它的单位是。水吸收氨-空气混合气中的氨,它是属于控制的吸收过程。若总吸收系数和分吸收系数间的关系可表示为,其中表示,当项可忽略时,表示该过程为液膜控制。在吸收过程中,若提高吸收剂用量,对气膜控制的物系,体积吸收总系数,对液膜控制的物系,体积吸收总系数将双膜理论是将整个相际传质过程简化为吸收操作中增大吸收剂用量,操作线的斜率,吸收推动力。当吸收剂用量为最小用量时,则所需填料层高度将为在常压逆流操作的填料塔中,用纯溶剂吸收混合气中的溶质,已知进塔气相组成为0.02摩尔比操作液气比为0.9,气液平衡关系为,则溶质组分的回收率最大可达。脱吸因数可表示为,它在图上的意义是在填料塔设置中,空塔气速一般取气速的50%-80%。若填料层较高,为了有效地润湿填料,塔内应设置装置。四精馏气液两相组成相同时,则气相露点温度液相泡点温度。TOC\o"1-5"\h\z在精馏过程中,增大操作压强,则物系的相对挥发度,对分离过程。所谓理论板是指该板的气液两相,且塔板上某两组分物系,其相对挥发度,对第两层理论板,在全回流条件下,已知,则。某精馏塔的精馏段操作线方程为,则该精馏塔的操作回流比为,馏出液组成为。精馏塔的塔顶温度总是低于塔底温度,其原因是和。在总压为,温度为下,苯与甲苯的饱和蒸汽压分别为,,则平衡时苯的液相组成为,气相组成为,相对挥发度。精馏塔有种进料热状态,其中进料的热状态参数最大,进料温度___泡点。在连续操作的精馏塔中,测得相邻两塔板的两相四个组成为0.62、0.70、0.75、0.82,则,,,。某连续精馏塔中,若精馏塔操作线方程的截距等于零,则回流比等于,馏出液流量等于。若已知板式塔的总板效率为64%,理论板数为16块,板间距为0.6米,则此板式塔的有效高度为。在某两组分体系中,已知其气相组成为0.5,A、B两组分在此温度下的饱和蒸汽压分别为760mmHg和292mmHg，假设它们形成的是理想溶液,则其液相组成。如果在精馏塔内分离某两组分混合液时，塔顶只有回流液，塔釜没有上升蒸汽，则只能将料液分离得到纯的组分。在某两组分连续精馏过程中，已知进入第n块板的汽相组成为0.6（摩尔分数，下同），从第n块板流出的汽、液组成分别为0.8、0.5，其汽液平衡关系为y1.8x，则第n块板的单板效率为在间歇精馏中，为了保证馏出液组成恒定，则回流比必须板式塔的单板效率的表达式是。在某两组分体系中，已知气相组成为0.5摩尔分数，两组分的相对挥发度2，则液相组成为塔板效率一般可以用和两种方法来表示。理想溶液中,A,B两组分的相对挥发度。在精馏塔内，恒摩尔流假设包括两部分内容。在间歇精馏中,通常有和两种典型操作方式。1、变压吸附是利用的变化来进行的分离操作。超临界流体的物性参数在临界点附近的变化非常敏感,微小的或变化都会引起密度的很大变化。在采用搅拌强度判别法判断反应萃取的控制步骤时,若萃取速度随搅拌强度的增大而有规律的上升,则过程为控制。二.单项选择:(一)流体流动和输送在法定计量单位中,粘度的单位是()。A.B.C.D.在静止流体内部各点的静压强相等的必要条件是()。A.同一种流体内部B.连通着的两种流体C.同一种连续流体D.同一水平面上,同一种连续流体牛顿粘性定律适用于牛顿型流体,且流体应呈()。A.滞流流动B.湍流流动C.过渡流D.静止状态在一水平变径管道上，细管截面A及粗管截面B与U管压差计相连,当流体流过时压差计测量的是()。A.A、B两截面间的总能量损失B.A、B两截面间的动能差C.A、B两截面间的局部阻力D.A、B两截面间的压强差直径为的细管逐渐扩大到的粗管，若流体在细管内的流速为，则在粗管内的流速为()。A.B.C.D.气体在直径不变的圆形管道内作等温定态流动，各截面上的()。A.速度相等B.体积流量相等C.速度逐渐减小D.质量流速相等流体在阻力平方区流动时的摩擦阻力()。A.不变B.随流速加大而加大C.与成比例D.与成比例孔板流量计与测速管都是属于定节流面积的流量计,利用()来反映流量的。A.变动的压强差B.动能差C.速度差D.摩擦阻力滞流与湍流的本质区别是()。A.滞流的流速大于湍流的B.湍流的Re值大于滞流的C.滞流无径向脉动,湍流有径向脉动D.湍流时边界层较薄在阻力平方区,摩擦系数()。A.为常数,与均无关B.随Re值加大而减小C.与Re值无关,是的函数D.是Re值与的函数流体在圆形直管中作滞流流动时,其直管阻力损失与流速的关系为()。A.与成正比B.与成正比C.与成正比D.与成正比离心泵的轴功率与流量的关系为()。A.增大,增大B.增大,减小C.增大,先增大后减小D.增大,先减小后增大离心泵的扬程是指()。A.液体的实际的升扬高度B.单位重量液体通过泵获得的能量C.泵的吸上高度D.液体出泵和进泵的压强差换算成的液柱离心泵的轴功率是()。A.在流量为零时最大B.在压头最大时最大C.在流量为零时最小D.在工作点处最小离心泵的效率与流量的关系为()。A.增大,增大B.增大,先增大后减小C.增大,减小D.增大,先减小后增大离心泵气蚀余量与流量的关系为()。A.增大,增大B.增大,减小C.增大,不变D.增大,先增大后减小离心泵在一定管路系统下工作,压头与被输送液体的密度无关的条件是()。A.B.C.D.离心泵停止操作时,宜()。A.先关出口阀后停电B.先停电后关出口阀C.先关出口阀或先停电均可D.单级泵先停电,多级泵先关出口阀离心泵的工作点是指()。A.与泵最高效率时对应的点B.由泵的特性曲线所 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的点C.由管路特性所决定的点D.泵的特性曲线与管路特性曲线的交点八、、在测定离心泵性能时,若将压强表装在调节阀后面,则压强表读数将()。A.随流量增大而减小B.随流量增大而增大C.随流量增大而基本不变D.随流量增大而先增大后减小(二)传热双层平壁定态热传导,两层壁厚相同,各层的导热系数分别为和,其对应的温度差为和,若,则和的关系为()。A.B.C.D.无法确定空气、水、金属固体的导热系数分别为、和,其大小顺序为。A.B.C.D.通过三层平壁的定态热传导,各层界面间接触良好,第一层两侧温度为和,第三层外表面温度为,则第一层热阻和第二、三热阻、的大小为()。A.B.C.无法确定D.在管壳式换热器中,用饱和蒸汽冷凝以加热空气,下面两项判断为()。甲:传热管壁温度接近与加热蒸汽温度;乙:总传热系数接近于空气侧对流传热系数。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、乙合理对流传热速率系数推动力,其中推动力是()。A.两流体的温度差B.流体温度和壁面温度差C.同一流体的温度差D.两流体的速度差量纲分析的目的是()。A.得到各变量间定量关系B.用量纲为一的数群代替变量，使实验简化C.实验结果可靠D.得到量纲为一的数群间的定量关系计算液体在圆管内对流传热系数，若可采用，式中指数为()。A.0.4B.0.3C.被加热时0.4，被冷却时0.3D.被加热时0.3，被冷却时0.4水在圆管中强制湍流时的对流传热系数为，若将水的流量增加一倍，而其它条件不变，则为()。A.2000B.1740C.1000D.500对间壁两侧流体一侧恒温、另一侧变温的传热过程，逆流和并流时大小为()。ABCD.无法确定工业生产中，沸腾传热应设法保持在()。A.自然对流区B.核状沸腾区C.膜状沸腾区D.过渡区在列管式换热器中，用常压水蒸气冷凝以加热空气，空气平均温度为，则换热器壁面温度约为()。A.B.C.D.三吸收吸收操作的作用是分离()。A.气体混合物B.液体均相混合物C.气液混合物D.部分互溶的液体混合物在一符合亨利定律的气液平衡系统中,溶质在气相中的摩尔浓度与其在液相中的摩尔浓度的差值为()。A.正值B.负值C.零D.不确定在吸收操作中,吸收塔某一截面上的总推动力(以液相组成差表示)为()。A.B.C.D.某吸收过程,已知气膜吸收系数,液膜吸收系数,由此可判断该过程()。A.气膜控制B.液膜控制C.判断依据不足D.双膜控制在逆流吸收塔中,用清水吸收混合气中溶质组分。其液气比为2.7,平衡关系可表示为(为摩尔比),溶质的回收率为90%,则液气比与最小液气比之值为()。A.1.5B.1.8C.2D.3根据双膜理论,当溶质在液体中的溶解度很小时,以液相表示的总传质系数将()。A.大于液相传质分系数B.近似等于液相传质分系数C.小于气相传质分系数D.近似等于气相传质分系数在填料塔中用清水吸收混合气中的氨,当用水量减小时,气相总传质单元数将()。A.增加B.减小C.不变D.不确定在逆流吸收塔中,吸收过程为气膜控制,若进塔液体组成增大,其他条件不变,则气相总传质单元高度将()。A.增加B.减小C.不变D.不确定在逆流吸收塔中,用纯溶剂吸收混合气中的溶质。平衡关系符合亨利定律。当进塔气相组成增大,其他条件不变,则出塔气体组成和吸收率的变化为()。A.增大、减小B.减小、增大C.增大、不变D.增大、不确定四精馏精馏操作时,增大回流比,其他操作条件不变,则精馏段液气比(),馏出液组成(),釜残液组成()。A.增大B.不变C.不确定D.减小精馏塔的 设计 领导形象设计圆作业设计ao工艺污水处理厂设计附属工程施工组织设计清扫机器人结构设计 中,若进料热状态由原来的饱和蒸气进料改为饱和液体进料,其他条件维持不变,则所需理论板数(),(),(),(),()。A.减小B.不变C.增大D.不确定3.对于饱和蒸气进料,则(),()。A.等于B.小于C.大于D.不确定某减压操作的精馏塔,若真空度加大,而其他条件不变,则塔的釜残液组成(),馏出液组成()。A.减小B.不变C.增大D.不确定5.操作中的精馏塔,若进料流量、馏出液组成、釜残液组成、进料热状态参数及提馏段上升蒸气流量不变,减小进料组成,则有()。A.增大，减小B.不变，增大C.减小,增大D.减小,不变操作中的精馏塔，若进料流量、进料组成、进料热状态参数及回流比不变，增加釜残液流量，则精馏段液气比()，提馏段上升蒸气流量()。A.不确定B.增加C.不变D.减小精馏操作时，若进料流量、进料组成、进料热状态参数及回流比不变，而将塔顶产品量增加，则提馏段下降液体流量()，提馏段上升蒸气流量()。A.增加B.不变C.减小D.不确定用某精馏塔分离两组分混合物，规定馏出液组成、釜残液组成当进料组成为时，相应的回流比为，进料组成为时，相应的回流比为。若，进料热状态不变，则()。A.B.C.D.无法确定精馏塔设计中，增大操作压强，则相对挥发度()，塔顶温度()，塔釜温度()。A.增加B.不变C.减小D.不确定精馏塔中由塔顶向下的第层塔板，其气相组成关系为()。A.B.C.D.不确定某两组分混合物，其中A为易挥发组分，液相组成，相应的泡点温度为，气相组成，相应的露点温度为，则()。A.B.C.D.不能判断分离某两组分混合物,进料量为,进料组成,要求馏出液组成不小于0.9,则塔顶最大产量为()。A.B.C.D.不能确定完成某分离任务需理论塔板数为(包括再沸器),若总塔板效率,则塔内需实际塔板数为()。A.14层B.10层C.12层D.无法确定在精馏塔设计中,若进料组成、馏出液组成、釜残液组成、回流比及相对挥发度均不变,当进料热状态参数值增大时,则所需理论板数将()。A.增大B.不变C.减小D.不确定在精馏塔中分离某理想两组分溶液,且馏出液组成、釜残液组成、相对挥发度及进料热状态参数值一定,若进料组成为,相应的最小回流比为,进料组成为,相应的回流比为,现,则()。A.B.C.D.无法比较与的大小三.计算:一流体流动用一水泵将20的清水从水池送至另一水槽,管道装置如本题附图所示。管道内径为100,其中装有一文丘里流量计,流量计入口直径与管道相同,喉部面积为管道面积的四分之一,流量计的测压计读数为300。流量计的进口至喉部的阻力系数为0.15,管路中摩擦系数与的关系为0.002。求:①该管道的输水量。②图中A点的压强。20时水的密度为1000,粘度为0.001。用离心泵将地下贮槽中的石油以40的流率,的管子输送到高位槽。已知两槽的液面差为30,管子总长(包括各种阀门、管件的当量长度)为400,试计算输送15的石油时所需泵的有效功率。设输送过程中两槽液面恒定不变,15石油的密度为960,粘度为3.43。如图所示的输水系统,用泵将水池中的水输送到敞口高位槽,系统管径均为,泵的进、出口管道上分别安装有真空表和压力表,真空表安装位置离蓄水池的水面高度为4.8,压力表安装位置离蓄水池的水面高度为5,当输水量为36时,进水管道的全部阻力损失为1.96,出水管的全部阻力损失为4.9,压力表的读数为2.5XPa,泵的效率为,试求:两液面的高度差为多少?泵所需的实际功率为多少?真空表的读数为多少Pa?用离心泵把水从贮槽送至本题附图所示表压强为9.807X的水洗塔中,贮槽液面恒定,其上方为常压。泵入口比贮槽液面高2,贮槽液面与输送管出口端垂直距离为20米。在某输送量下,泵对每水作的功为317.7,管内的摩擦系数为0.018。泵的吸入和压出管路总长分别为10及100(包括管件及入口的当量长度,但不包括出口的当量长度),管子直径为。若在泵出口处装一压强表,测压处与泵入口处的位差和摩擦阻力均可略去不计,试求压强表读数。用一离心泵将水由水池送到高位槽,泵的入口管内径为80.5,管内水的流速为1,出口管内径为53,其末端高出水面15。若输送过程的总压头损失为3水柱,试求该泵应提供的压头和理论功率?若泵的效率为,则所需轴功率为多少?水的密度取1000。水从蓄水箱经过一水管和喷嘴在水平方向射出,如附图所示。假设13,7.5,12,6.5,,整个管路的摩擦损失2水柱(喷嘴部分的摩擦阻力损失为0.8水柱)。试求:(1)管路出口处的速度;(2)水管和喷嘴连接处截面上的水流速度和压强。用离心泵将敞口贮槽中的液体输送到常压高位槽中,两槽液面保持恒定,两液面高度差为。输送管路直径为,管路总长为(包括管件、阀门的当量长度)。泵送液体流量为2.015,操作条件下液体的密度为,黏度为,若泵的效率为,试求泵的轴功率()。摩擦系数可按下式计算:层流时,湍流时。如本题附图所示,用泵将河水经3.5无缝钢管输送至高位槽,高位槽内液面恒定。泵出口处装有压强表,设备相对位置示于附图中,包括一切局部阻力当量长度在内的管子总长度为:压强表前为,压强表后为,求流量为时:(1)泵的轴功率,效率为0.8;(2)压强表上读数。数据:①,，②层流时,湍流时，用于钢管时为了安全加大30%的安全因素。黏度为、密度为的液体，自开口槽A经2.5的塑料管道流至开口槽B,两槽液面恒定,如本题附图所示,在水平管路上设置一个阀门,当阀门全关时,阀门前、后的压强表读数分别为88.3及44.15。将阀门调至1/4开度,流量为3.34,阀门前、后管长分别为及（包括一切局部阻力的当量长度）。试求阀门开度为1/4时阀门的当量长度。摩擦系数计算式为为:层流:,光滑管湍流:。如本题附图所示,用离心泵将贮槽A中的溶液输送至高位槽中,两槽液面恒定,其间垂直距离为。在的水平管上装有孔板流量计,用角接取压法装置的U管压差计测量孔板两侧的压强差，压差计中指示剂汞的读数R为0.54,孔板直径为。不包括管子进、出口损失的全部直管与管件的当量长度之和为。操作条件下液体的密度为，黏度为，流动时的摩擦系数为0.0185，若泵的效率为0.8，试求泵的轴功率。用泵将湖水经内径为的钢管输送至岸上的A槽内，如本题附图所示。湖面与A槽液面间的垂直距离为，出口管高于液面。输水量为，有人建议将输水管插入A槽的液面中，如图中虚线所示。从泵的轴功率角度来看，用计算结果说明哪种 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 合理。数据:摩擦系数0.02，包括一切局部阻力在内的管子总长度，湖水密度，泵的效率0.8，管子出口埋在液面下后设总长度变为51.5。某离心泵输送清水流量为16.8时，压头为18，试判断该泵是否可以将密度为、流量为15的溶液从常压贮槽内输送到压强为（表压）的设备中?已知输送管路直径为,长度为124（包括所有局部阻力的当量长度）。贮槽及设备的两液面恒定,其间的垂直距离为8.5。管路中液体流动时的摩擦系数可取为0.03。二传热某日化厂一列管换热器由①25X2的不锈钢管136根组成，平均比热为4.187的某溶液在管程作湍流流动,其流量为15000,并由15加热到100，温度为110的饱和蒸汽走壳程。已知单程时管程内溶液的对流传热系数为523，蒸汽对管壁的对流传热系数为11630，钢管的导热系数41，污垢层热阻忽略不计。试求:管程为单程时的列管长度。2•列管换热器的管束由若干根长为3,规格为少25X2.5的钢管组成。要求将质量流量为1.25的苯由80冷却到30，20的水在管内与苯逆流流动。已知水侧和苯侧的对流传热系数分别为850和1700,污垢热阻和管壁热阻可忽略。若维持水的出口温度为50,试求所需的列管数。取苯的比热容为1900,密度为880。在一内管为①20X2的套管换热器中，用清洁河水逆流冷却某有机液体。已知管内冷却水的进、出口温度分别为30和40;有机液体的质量流量为300,进出、口温度分别为105和50,平均比热为1.88;水和有机液体与管壁的对流传热系数分别为2810及1640,管壁和污垢热阻可忽略,试求传热系数及套管长度。在一传热外表面积为300的单程列管式换热器中,300的某气体流过壳方时被加热到430,另一种560的气体作为加热介质。两气体逆流流动，流量均为IX,平均比热均为1.05，试求总传热系数。假设换热器的热损失为壳方气体传热量的。某列管换热器由多根①25X2.5的不锈钢管组成，将平均比热为1.76密度为858的某液体由20加热到55,其流量为15000,管内流速为0.5。加热剂为130的饱和水蒸气，在管外冷凝。已知加热器以外表面为基准的总传热系数为774。试求加热器所需管数及单管长度。在一管壳式换热器中，要求用初始温度为30的原油来冷却重油，使重油从180冷却到120，重油的流量为10000，原油流量为14000，重油比热为2177，原油比热为1926，假设换热时的总传热系数为116.3，试问当原油和重油为并流和逆流两种情况下，试求:(1)原油的出口温度各为多少?(2)所需换热器的换热面积各为多少?有一列管式换热器由①25X2.5、长为3的60根钢管组成。热水走管内，其进、出口温度分别为70和30;逆流冷却水走管间，其进、出口温度分别为20和40，冷水流量为1.2。试求换热器的总传热系数。假设热水和冷水的平均比热容可取为4.2，换热器的热损失可忽略。在一传热面积为15的列管式换热器中，壳程通入饱和水蒸气以加热管内的空气。150的饱和水蒸气冷凝为同温度下的水排出。空气流量为2.8，其进口温度为30，比热容可取为，空气对流传热系数为87，换热器热损失可忽略，试计算空气的出口温度。在传热面积为20的换热器中，用温度为20、流量为13200的冷却水冷却进口温度为110的醋酸,两流体呈逆流流动。换热器刚开始运行时,水出口温度为45,醋酸出口温度为40,试求总传热系数。而在换热器运行一段时间后,若两流体的流量不变,进口温度也不变,而冷水的出口温度降到38,试求总传热系数下降的百分数。水的比热容可取为4.2,换热器的损失可忽略。在一列管式换热器中,用饱和蒸气将流量为53的某油品从60加热到80,已知油品的密度为800,比热容为2.0。换热器的管束由368根e19X2的管子所组成，每根管子长度为6。若基于管子外表面的总传热系数为110,冷凝水在饱和温度下排出,换热器的损失可忽略,试求饱和蒸气的温度。设传热平均温度差可按算术平均值计算。有一单管程列管式换热器，传热面积为4,列管直径为①25X2.5。用温度为25的水将油由200冷却至100，水走管内，油走管间，并呈逆流流动。已知水和油的流量分别为1200和1400，其比热容分别为4.18和2.0;水侧和油侧的对流传热系数为1800和200。污垢热阻和管壁热阻均可忽略，换热器的热损失也可忽略。试校核该换热器是否合用?有一列管式换热器，110的饱和蒸气在壳方冷凝为同温度下的水排出，管内为一定流量的气体呈湍流流动，其温度从30加热到50。现因气体流量增加，而加热蒸气温度和气体进口温度均不变，气体出口温度降到48，试求气体流量为原流量的倍数。假设管壁热阻、污垢热阻及换热器的热损失均可忽略;两种情况下气体物性可视为不变;，。（三）吸收在逆流操作的填料吸收塔内,用纯溶剂吸收某气体混合物中的溶质,气体混合物中溶质的浓度很低。若在操作条件下,平衡线和操作线均为直线,两直线斜率之比为0.8,塔高为18米,气相总传质单元高度为1.5米,试求此吸收塔的回收率。在直径为0.8的填料吸收塔内,用水吸收分压为1330的氨?空气混合气体中的氨,经过吸收操作后,混合气中99.5的氨被水吸收。已知入塔的空气流率为1390,水的用量为其最小用量的1.44倍,在操作条件下,气液平衡关系为0.755,气相体积吸收总系数为314,试求所需填料层高度。操作压强为1.013X用清水吸收有机合成残余气体中的甲醇（其它气体视为不参与反应的）。处理气体量为1,混合气中含甲醇20,吸收率为95,适宜的液气比是最小液气比的125,该条件下气液平衡关系为1.15,试求吸收所需的气相总传质单元数。某连续逆流填料吸收塔用清水在常压及0下吸收有机合成残余气体中的甲醇（其它组分可视为惰性组分）,残气进塔流量为1以标准状态计,含甲醇25标准状态,要求甲醇的吸收率为90,吸收剂用量为最小用量的1.3倍,操作条件下的气液平衡关系为1.1,求塔底吸收液出口组成及此吸收过程的气相总传质单元数。5.110下定态操作的氨吸收塔的某截面上,含氨0.03（摩尔分数）的气体与氨浓度为1的氨水相遇,已知气膜传质系数5X,液膜传质系数1.5X,其平衡关系可以用亨利定律表示，溶解度系数H为7.3X,试求:以分压差表示的总推动力，总传质系数和传质速率。气膜、液膜阻力占总阻力的百分比。某厂有一填料吸收塔,直径为880,填料层高6,所用填料为56的拉西环。在25及1时，每小时处理2000含5（体积，下同）丙酮的空气-丙酮混合气。处理时使用水作溶剂。塔顶送出的尾气中含丙酮0.263，塔底送出的溶液中每千克含丙酮61.2克。已知在此操作条件下的平衡关系为2，试计算气相总体积传质系数。在逆流填料吸收塔中，用清水吸收混合气中溶质组分。操作温度为20、压强为101.33，对应的混合气流量为480。进塔气相组成为0.015（摩尔分数），吸收率为98，出塔液相组成可达到与出塔气相浓度平衡浓度的80，平衡关系为0.75为摩尔比。试求:①出塔液相组成，以摩尔比表示;②用水量,。在逆流填料吸收塔中，用清水吸收混合气中溶质组分。测得进塔气相组成为0.06（摩尔比，下同），出塔气相组成为0.008，出塔液相组成为0.02。操作条件下气液平衡关系为2.5为摩尔比，若填料层高度为8，试求该塔的气相总传质单元高度。在逆流填料吸收塔中，用清水吸收混合气中溶质。进塔气相组成为0.026（摩尔比，下同），出塔气相组成为0.0026，混合气中惰气流量为100，清水流量为0.1。操作条件下气液平衡关系为0.526为摩尔比，若填料层高度为1.5，塔内径为0.2，试求该塔的气相体积总传质系数，。在逆流常压填料吸收塔中,用清水吸收混合气中溶质组分。进塔气相组成为5（体积）,吸收率为98。吸收剂用量为最小用量的1.4倍,操作条件下的气液平衡关系为1.2为摩尔比,气相体积总传质系数为180。若混合气流量为2826,按标准状态下计的气体空塔速度为1,试求:（1）出塔液相组成,摩尔比;（2）气相总传质单元高度,。在常压逆流操作的填料吸收塔中,用清水吸收氨?空气混合气体中的氨,混合气的质量流速为580,组成为6（体积）,吸收率为99;水的质量流速为770。操作条件下的气液平衡关系为0.9为摩尔比,若填料层高度为4,试求气相总传质单元高度。在逆流操作的填料吸收塔中,用清水吸收焦炉气中的氨,氨的浓度为,混合气处理量为4500。氨的回收率为95,吸收剂用量为最小用量的1.5倍。操作压强为1.013X,温度为30,气液平衡关系为1.2为摩尔比,气相体积总传质系数为0.06,空塔气速为1.2,试求:1用水量,;2塔径和塔高,。（四）精馏1.某两组分混合液用精馏塔分离,其进料浓度为50（摩尔分率）,泡点进料,体系相对挥发度为2,塔顶出料量为进料量的60,当回流比为0.8时,需要的理论塔板数为无穷多块,试求:①此时塔顶、塔底的组成各为若干？②若回流比改为1.5,保持各组成不变,理论塔板数减少,试绘出精馏段和提馏段的操作线（简图）。已知苯与甲苯两组分体系的相图如图所示,在常压连续精馏塔中进行分离,已知原料液的组成为0.50(摩尔分率,下同),料液流量为1000kmol/h,加料热状态参数1.2,操作回流比为最小回流比的1.8倍,要求馏出液含轻组分0.90,釜残液含轻组分0.05,试求:馏出液量和釜残液量;提馏段的汽、液流量;所需理论板数和加料位置。已知苯与甲苯两组分体系某常压连续精馏过程的图解法求理论板数过程如右图,若已知进料流量为120kmol/h,总板效率为60,试求:(1)适宜回流比为最小回流比的多少倍?提馏段内的气、液流量为多少?所需实际塔板数为多少块?有一常压连续精馏塔,共有15块塔板,用来精馏甲醇水溶液,进料中含甲醇0.55,每千摩尔原料液变成饱和蒸汽所需热量等于原料液千摩尔汽化热的1.2倍,已知馏出液含甲醇0.95,釜液含甲醇不大于0.03(以上均为摩尔分数),若回流比为最小回流比的1.5倍,试求:塔板总效率及实际加料位置。当进料量为100kmol/h时的精馏段和提馏段内的汽液相负荷。常压下甲醇-水溶液的平衡曲线如右图所示,甲醇分子量为32kg/kmol。在常压连续精馏塔内分离含甲醇50的水溶液,要求塔顶产品中含甲醇95,釜液中甲醇含量不大于1(以上均为质量百分数),每小时进料量为2500,原料经预热器预热至58送入塔内(其值为1.04),塔顶采用全凝器,回流液为饱和液体,回流比取最小回流比的1.5倍,全塔板效率为50,试求:①所需实际塔板数;②精馏段和提馏段内的气液相负荷。常压下甲醇-水溶液的平衡曲线如右图所示,甲醇分子量为32。在一常压连续精馏塔中,分离某两组分理想溶液。原料液浓度为0.4,塔顶馏出液浓度为0.95（均为易挥化组分的摩尔分率）。回流比为最小回流比的1.5倍,每千摩尔原料液变成饱和蒸汽所需的热量的等于原料液的千摩尔汽化潜热的1.2倍。操作条件下溶液的平均相对挥化度为2.0。塔顶冷凝器采用全冷凝器。试计算由第二块理论板上升的汽相组成（理论板序号自塔顶往下编号）。在板式精馏塔中,分离某两组分理想溶液,进料量为100,组成为0.5（摩尔分数）,饱和液体进料。塔顶为全凝器,塔釜为间接蒸汽加热。塔顶易挥发组分的回收率为90。已知精馏段操作线方程式为0.8+1.9,试求:（1）塔顶和塔底产品流量,;（2）精馏段和提馏段上升蒸气流量,。在一常压连续精馏塔中分离某两组分理想溶液,原料液流量为100,泡点进料。已知精馏段操作线方程和提馏段操作线方程分别为0.723+0.263和1.25-0.018,试求精馏段和提馏段上升蒸气量。在连续精馏塔中,分离两组分理想溶液。已知原料组成为0.3摩尔分数,下同,泡点进料,馏出液组成为0.9,釜残液组成为0.05,操作回流比为2.5,试写出精馏段操作线方程和提馏段操作线方程。在常压连续精馏塔中分离两组分理想溶液,馏出液组成为0.94摩尔分数,下同,釜残液组成为0.04,操作回流比为最小回流比的1.2倍,物系的平均相对挥发度为2,进料方程为6-1.5。试求:(1)进料组成和进料热状态参数;(2)精馏段操作线方程。在常压连续精馏塔中分离两组分理想溶液。实验测得馏出液组成为0.95摩尔分数,下同,回流比为3.5,精馏段内某相邻两板的上升蒸气组成分别为0.885,0.842。已知物系的平均相对挥发度为3,试求以气相组成表示的第层板的单板效率。在常压精馏塔中分离两组分理想溶液。已知进料组成为0.5摩尔分数,下同,馏出液组成为0.98;进料为泡点进料;塔顶采用全凝器,泡点回流,操作回流比为最小回流比的1.8倍,在本题范围内,气液平衡关系可表示为0.58+0.43;从塔顶往下数第一块板的气相默弗里板效率为0.5。试求从塔顶往下数第一块板下降的液相组成。