化工原理上下册试题答案

一、客观题

01．牛顿黏性定律的数学表达式是

dudy ，服从此定律的流体称为 牛顿流体 。

02．实际流体与理想流体的主要区别在于 实际流体具有黏性 ，实际流体柏努利方程与理想流体柏努利方程的主要区别在于 实际流体柏努利方程中有阻力损失项 。 03．液体在两截面间的管道内流动时, 其流动方向是 D 。

A. 从位能大的截面流向位能小的截面； B. 从静压能大的截面流向静压能小的截面； C. 从动能大的截面流向动能小的截面； D. 从总能量大的截面流向总能量小的截面。 04．离心泵在启动前应 灌泵 ，否那么会发生__气缚__现象；离心泵的安装高度应 小于 允许安装高度, 否那么会发生 汽蚀 现象。

05．进出口温度分别为85℃和40℃的热流体对进口温度为20℃的冷流体进行加热，规定冷流体出

口温度不超过40℃，那么必须采用 并流 操作。

06．冷热两流体的对流给热系数h相差较大时，提高总传热系数K值的措施是 A A. 提高小的h值； B. 提高大的h值；

C. 两个都同等程度提高； D. 提高大的h值，同时降低小的h值。 07．蒸汽冷凝时的热阻 B 。

A. 决定于汽膜厚度； B. 决定于液膜厚度；

C. 决定于汽膜和液膜厚度； D. 主要决定于液膜厚度，但汽膜厚度也有影响。 08．在空气-蒸汽间壁换热过程中可采用 C 方法来提高传热速率最合理。

A. 提高蒸汽速度； B. 采用过热蒸汽以提高蒸汽温度； C. 提高空气流速； D. 将蒸汽流速和空气流速都提高。 09．沉降室的生产能力与 C 有关。

A. 颗粒沉降速度和沉降室高度； B. 沉降面积；

C. 沉降面积和颗粒沉降速度； D. 沉降面积、沉降室高度和颗粒沉降速度。

10．恒速过滤时，过滤速率 不变 ，过滤压差随滤饼厚度的增加而 增加 ；恒压过滤时，过滤压差 不变 ，过滤速率随滤饼厚度的增加而 减小 。

二、计算题

1．用水泵向高位水箱供水〔如附图所示〕，管路流量为150m3/h，泵轴中心线距水池液面和水箱液面的垂直距离分别为2.0m和45m。泵吸入管与排出管分别为内径205mm和内径180mm的钢管。吸入管管长50m〔包括吸入管路局部阻力的当量长度〕，

1

A2123345m2m1排出管管长200m〔包括排出管路局部阻力的当量长度〕，吸入管和排出管的管壁粗糙度均为0.3mm，水的密度1000 kg/m3，粘度1.0×10-3 Pa﹒s，泵的效率为65%，圆管内湍流摩擦系数用下式计算：

680.1dRe试求：

0.23

〔1〕吸入管和排出管内的流速、雷诺数各为多少？各属于哪种流动类型？ 〔2〕泵吸入口处A点的真空表读数？

〔3〕泵向单位质量流体所作的功为多少？泵的轴功率？ 解：〔1〕吸入管内流速 u1V150/36001.263 m/s， A10.7850.2052Re1d1u10.2051.2631000，属于湍流； 2589151.0103V150/36001.638 m/s， A20.7850.1802排出管内流速 u2Re2d2u20.1801.6381000，属于湍流； 2948401.0103〔2〕在1－1与2－2间列柏努利方程

2u0p1u12z0gz1ghf12 p0pa22p0u00z00

20.23u12u0l1u120.368pA真＝p0－p1＝z1z0g10.0231  10.12d122052589151.26321.263250pA真＝100029.810.023120.2052(3) 在1－1与3－3间列柏努利方程

24911 Pa 22u0p3u3z0ghez3ghf13 p0p3pa22p0u0u30z00

20.23l1u12l2u20.368 20.1he＝z3z0g120.0237 d12d22180294840 2

501.2632001.638he＝479.810.02310.0237500.89 J/kg

0.20520.1802N

2．在由118根252.5，长为3m的钢管组成的列管式换热器中，用饱和水蒸汽加热空气，空气走管程。加热蒸汽的温度为132.9℃，空气的质量流量为7200kg/h，空气的进、出口温度分别20℃和60℃，操作条件下的空气比热为1.005 kJ/(kg℃)，空气的对流给热系数为50 W/(m2℃)，蒸汽冷凝给热系数为8000 W/(m2℃)，假定管壁热阻、垢层热阻及热损失可忽略不计。试求： 〔1〕加热空气需要的热量Q为多少？

〔2〕以管子外外表为基准的总传热系数K为多少？ 〔3〕此换热器能否完成生产任务？

解：〔1〕Qw2cp2t2t17200/36001.005602080.4 kJ/s (2) K222NeheV＝500.89150/3600100032108.36 W

0.651d12h2d1h1110.02580000.025039.8 W/(m2℃)

(3) A21183.141590.025327.8 m2

tmt1t14091.45 ℃ t172.9lnln112.9t2QK2A2tm39.827.891.45101184J/s101.184 kJ/s，能够完成生产任务。

一、填空与选择：

〔1〕吸收操作一般用于别离 气体 混合物，其原理是利用气体中各组分在吸收剂中 溶解度 的差异

来到达别离的目的。

〔2〕精馏操作一般用于别离 液体 混合物，其原理是利用原料中各组分的 挥发度 差异来到达别

离的目的。

〔3〕萃取操作一般用于别离 液体 混合物，其原理是利用原料液中各组分在萃取剂中 溶解度 的差

异来到达别离的目的。

〔4〕 全回流〔R = 〕时，精馏段操作线的斜率为 1 ，提馏段操作线的斜率为 1 ，对相同的xD

和xW，局部回流比全回流所需的理论板数 多 。

3

〔5〕气液两相在填料塔内逆流接触时， 填料外表 是气液两相的主要传质面积。为保证操作过程中

两相的良好接触，故填料吸收塔顶部要有良好的 液体分布 装置。

〔6〕写出浮阀塔三种不正常操作情况：(A) 漏液 ；(B) 液泛 ；(C) 雾沫、气泡夹带 。 〔7〕两组分的相对挥发度  越小，那么表示别离该物系越 B 。

A. 容易； B. 困难； C. 完全； D. 不完全。 〔8〕二元溶液连续精馏计算中进料热状态的变化将引起以下线的变化： B 。

A. 平衡线； B. 操作线与q线； C. 平衡线与操作线； D. 平衡线与q线。 〔9〕物料的平衡水份一定是 C 。

A. 非结合水份； B. 自由水份； C. 结合水份； D. 临界水份。 〔10〕对流枯燥过程按枯燥速率一般分为：

〔1〕 恒速 段，该段中空气温度 下降 ，物料温度 不变 ，除去的是 非结合 水份； 〔2〕 降速 段，该段中空气温度 下降 ，物料温度 上升 ，除去的是 结合 水份。

〔11〕用对流枯燥除去湿物料中的水份时，当枯燥介质一定，湿物料中 自由 水份可以除去，

平衡 水份不可以除去。

〔12〕某三元混合液组成为xA=0.2，xB=0.5，xS=0.3。试在三角形相图中表示出该点的坐标位置。

A 0.8 0.6 0.4 0.2 B 0.2 0.4 0.6 0.8 S 0.2 0.4 0.6 0.8

二、在常压下逆流操作的填料吸收塔中，用纯溶剂吸收混合气体中的溶质组分。入塔气体流量为

1120m3/h〔标准状况〕，入塔气体中溶质的浓度为5%〔体积〕，吸收率为90%，操作条件下的气液平衡关系为Y*=1.5X，液气比L/V=3，体积传质系数KYa = 100 kmol/m2h(Y)，塔径为0.8m。试求

〔1〕出塔液体浓度X1； 〔2〕所需填料层高度Z。 解：〔1〕进塔惰性气体量 V112010.0547.5 kmol/h 22.4 4

Y10.050.0526Y2Y110.05260.10.00526

10.05V1X20X1Y1Y20.05260.005260.01578

L3〔2〕Y1*1.50.015780.02367Y2*0

NOGY1Y20.05260.005263.41 0.05260.023670.00526Ym0.05260.02367ln0.00526V47.50.9455 m 2KYa1000.7850.8HOGZHOGNOG0.94553.413.224 m

三、有苯和甲苯混合物，含苯0.4，流量1000 kmol/h，在一常压精馏塔内进行别离，要求塔顶馏出

液中含苯0.9〔以上均为摩尔分率〕，苯的回收率不低于90%，泡点进料，泡点回流，取回流比为最小回流比的1.5倍，相对挥发度= 2.5。试求 〔1〕塔顶产品量D；塔底残液量W及组成xW； 〔2〕回流比R及精馏段操作线方程；

〔3〕由第二块理论板〔从上往下数〕上升蒸汽的组成。 解：〔1〕

0.9D90%10000.4D400kmol/hxWW600kmol/h

10000.44000.9600xW〔2〕q110000.44000.90.0667

600yzqxFq1q1y q线方程： x0.4

平衡线方程：2.5x11x

y2.5x

11.5x联立求得：xd0.4 Rminyd0.625xDyd0.90.6251.222ydxd0.6250.4yR1.5Rmin1.8333

精馏段操作线：

xRxD0.647x0.317R1R1

〔3〕y1xD0.9 由平衡线方程可得：0.92.5x111.5x1x10.7826

5

由精馏段操作线：

y20.647x10.3170.8234

6