管路、流體輸送判斷正誤：（1） 流體溫度升高，黏度上升。X（2） 由于流體存在黏性，故在管內流動速度越來越小。X（3） 流體只能從壓力高處流向壓力低處。X（4） 實際流體在流動中機械能是守恒的。X（5） 管內流動邊界層會同時出現(xiàn)層流和湍流。X（6） 流體流過固體表面必形成邊界層。X（7） 一旦氣蝕，必定掉泵。（吸不出液體）X（8） 往復泵啟動時應封閉啟動。X（9） 層流流動時，雷諾數(shù)增加，則人增加，△%下降。X（10） 離心泵揚程隨液體密度降低而升高。X因此分析法是根據（量綱的一致性【任何物理方程兩端都有相同的量綱】）。用該方法可以得到無因次準數(shù)之間的（等式）關系。任何因次一致的物理方程都可以表示為若干個無因次群的函數(shù)。無因次群的數(shù)目為N，物理量數(shù)目n和用來表達這些物理量的基本因次數(shù)目m的關系是（N=n-m）。在化工研究中，我們使用量綱分析法的主要目的是（減少實驗次數(shù)，簡化關聯(lián)數(shù)據處理），前提是（量綱的一致性）。理想氣體指（服從理想氣體定律、分子間無作用力、分子無體積、無機械能損失的流體）。理想流體指（服從拉烏爾定律的溶液，所有分子的分子間作用力相等）。一體系絕壓為2kPa，已知當?shù)卮髿鈮簽?00kPa，則該體系的真空度為（98kPa）。流體流動的兩種基本類型為（層流）和（湍流）。判斷流體流動類型的無因次數(shù)群【特征數(shù)】是（Re）。20°C的水（密度1000kg：m3，黏度1mPas）以0.15ms的速度在460x3.5圓管內流動，則其流動狀態(tài)為湍流）?！竏up（60-3.5x2）x10-3x0.15x1000注：Re= = =7950>4000日 1x10-3分別畫出圓管內流體層流、湍流時的速度分布和剪應力分布。流體在圓形直管內流動時，若流動為層流流動，則流體在（管中心）處速度最大，且等于管內平均流速的（2倍。流體在圓形直管內作湍流流動時，其剪應力在（管中心）處最小。充分發(fā)展的湍流流動，從壁面到湍流中心可分為（層流內層）、（過渡層）、（湍流主體）三個區(qū)域。流體在直徑為d的直管中流動，當流動充分發(fā)展后，其流動邊界層厚度為（d2）。流體通過固定床表面形成邊界層的原因是（流體存在黏性）、（液體與固體壁面接觸）。在邊界層外速度梯度近似等于（0），在近壁處速度梯度（最大），在管內流動形成邊界層的厚度8等于（d2）。當某流體在圓管內流動充分發(fā)展后，該流體流動的邊界層厚度應該（等于）圓管的半徑。邊界層分離的條件有二：它們分別是（逆壓強梯度）、（邊界層黏性摩擦）。流體在圓形直管內作穩(wěn)態(tài)流動時，管的入口處可形成（層流）邊界層，流動充分發(fā)展后可形成（層流）邊界層或（湍流）邊界層。流動阻力主要集中于（邊界層）區(qū)域內，且在（壁面）處最大。流體流動過程中，影響摩擦因子的兩個無因次數(shù)群【特征數(shù)】是（Re,昌d）；在層流區(qū)，摩擦因子與（Re）

有關；在完全湍流區(qū)，摩擦因子與（八d）有關。1 …、一,1液體在圓管內層流流動，當流體速度減小至原來的一半時，流動阻力減小至原來的（2），若為湍流，則（-）。注：層流時，七su；湍流時，hfXu2。兩管路A、B并聯(lián)，A的管徑是B的2倍，A的阻力是B的（1）倍。若串聯(lián)，其他條件不變，A的阻力是B的（不一定）倍。層流時，七Xu、7 1nrhfx—-，則￡h=室hf，A16 f，B1；湍流時，hxu2、hx-f fd￡h=-1￡hf，A層流時，七Xu、7 1nrhfx—-，則￡h=室hf，A16 f，B1；湍流時，hxu2、hx-f fd￡h=-1￡hf，A32 f，B如果流體體積流率。一定，管長,一定，則層流時阻力損失七與管徑的⑷次方成反比。流體在圓管內層流流動，若其他條件不變，流速增大，則摩擦系數(shù)人（減?。?，阻力損失（增大）。、、口a,。 646卻…1注：層流時，X== ，即xx—。Redup u流體以層流流動狀態(tài)流過平直串聯(lián)管路1和2，已知l=l，d=2d，則阻力hih=（1）。若兩管并1 2 1 2 frf2 16聯(lián)，則阻力hfJhf2=（1）。若湍流，情況又如何？注：同解于20題。舉出兩種可能使U型管壓差計讀數(shù)R放大的措施：（傾斜液柱壓差計），（微壓壓差計）。畢托管測速計所測定的點速度u的計算式為：u=（C2R（p1-p）g）。r r0 p（差壓式）流量計是定截面變壓差流量計；（轉子）流量計是定壓差變截面流量計。孔板流量計的流量系數(shù)比文氏管的流量系數(shù)（?。?。測流體流量時，隨著流體流量增加，孔板流量計兩側壓差值將增大），若采用轉子流量計，當流量增大時，轉子兩端壓差值（不變）。伯努利方程適用于（不可壓縮流體穩(wěn)態(tài)連續(xù)的流動）流體。在重力場中，流體的機械能衡算方程的適用條件是（連續(xù)、不可壓縮流體、穩(wěn)態(tài)流動）。流體在以長度為L的水平安裝的等徑圓管內流動時的壓力差詢（=）氣,若為垂直安裝，詢（V）Apf?！荆?、＜、=】推導離心泵方程的兩個基本假定是：1.（葉片無限多、無限薄），2.（流體為理想流體穩(wěn)態(tài)流動）。在離心泵實驗中，若增大閥門開度，則管路流量（增加），阻力（減?。?，泵的揚程（減?。?，吸入段真空度（增加），排出壓力（減?。Ｒ话阏f來，隨著流量的增大，離心泵的壓頭將（減?。S功率將（增大）。有一臺離心泵輸送導熱油，油溫從40°C升至80^，發(fā)現(xiàn)無液體排出最可能的原因是（氣蝕）。注：液體飽和蒸汽壓升高。進行離心泵特性曲線測定實驗，啟動泵后，出水管不出水，泵的進口處真空計指示真空度很高，你認為可能的原因是（C）。A.水溫太高 B.真空計壞了 C.吸入管堵塞 D.排出管堵塞注：泵進口真空度很高，但無法排液，即產生氣縛現(xiàn)象。離心泵發(fā)生氣蝕的根本原因是（泵的安裝高度過高）。離心泵安裝高度過高時，會發(fā)生（氣蝕）現(xiàn)象。為避免離心泵在運行時發(fā)生氣蝕，要求安裝時泵的實際吸上真空高度H?）[hs],或使實際汽蝕余量Ah＞）[Ah]。從避免氣蝕現(xiàn)象來分析，如下兩種看法是否正確？①吸入管徑大一些好/，②吸入管長長一些好X離心泵漏入大量空氣后將發(fā)生（氣縛）現(xiàn)象。離心泵的軸封通常有（填料密封）和（機械密封）兩種形式。單級泵的葉輪軸向力的平衡通常采用開有平衡孔）方法解決。當兩臺泵組合使用時，在高阻管路中輸送液體時，首選方案為：將兩臺泵串）聯(lián)；在低阻管路中輸送液體時，首選兩臺泵（并）聯(lián)。正位移泵的特性為：（壓頭只決定于管路特性，與泵無關），（流量只決定于泵，與管路無關）。正位移泵的主要性能特點是：（壓頭只決定于管路特性，與泵無關；流量只決定于泵，與管路無關）。具有正位移特點的泵有（往復泵）、（隔膜泵）、（齒輪泵）等。它的流量與管路的情況（無關），泵的壓頭只取決于管路系統(tǒng)的（需要），其流量調節(jié)采用（旁路調節(jié)）。往復泵主要適用于（流量?。?，（壓頭高）的場合，且通常采用（旁路閥）調節(jié)閥門流量。離心泵的流量調節(jié)方法有如下幾種（出口閥），（改變轉速），（車削葉輪）。往復泵流量調節(jié)則可采用（旁路調節(jié)），（改變頻率），（改變行程）。列舉出兩種容積式泵：（位移泵）和（隔膜泵）。某反應器需要泵輸送料液，當要求料液量輸送非常精確時，應選用（B）。A.離心泵B.計量泵C,螺桿泵工業(yè)上常用的真空泵有（水環(huán)真空泵），（噴射泵）。離心通風機全風壓的單位是（Nm3="m3），其物理意義是（風機對單位體積的氣體所作的有效能量）。往復式壓縮機的余隙系數(shù)減小，當氣體壓縮比一定時，則壓縮機的吸氣量（增加）。沉降、過濾對于非球形顆粒，等體積當量直徑（V）等表面積當量直徑。其等體積當量直徑（＞）等比表面積當量直徑。【＞、＜、=】已知某顆粒的等比表面積當量直徑與其等體積當量直徑相等，則該顆粒是（球）形顆粒。單個顆粒的等體積當量直徑的定義是（與顆粒體積相等的球形顆粒的直徑）。對于非球形顆粒，顆粒的球形度總是（V）1。【＞、＜、=】一球形固體顆粒，在空氣中按照斯托克斯定律沉降，若空氣溫度有40°C下降到20°C，則其沉降速度（增大）。注：相同顆粒沉降，氣x1加，則u氣=1/T。大小相同的一小球形金屬顆粒和一小水滴同時在空氣中按斯托克斯定律沉降，則金屬顆粒的沉降速度相對（A）。A.較大B.較小C.一致D.無法判斷注：顆粒大小相同在相同條件下沉降，則uxE二E，即uxp。tu ts某固體顆粒顆粒直徑為ds，于同一溫度下分別在水和空氣中沉降時，其沉降速度關系如下：Us同就（V）S,air

注：相同顆粒在不同條件下沉降，uxE^E，即p個,uI。t日 t8.層流區(qū)沉降顆粒，若直徑增大10%，沉降速度增大為原來的（1?21倍）。8.注：d2(P注：d2(P-P)gs，18日 t則uxd2，所以u'=—ld)u=1.21u。若小雨滴在下降過程中與其他雨滴發(fā)生合并，直徑增大30%，則雨滴合并前后的自由沉降速度比為（1：1?69或1：1.14）o注：層流區(qū)，uxd2；過渡區(qū)或湍流區(qū)，utX\d。利用沉降原理，使油水混合液在一罐中分離，該罐的規(guī)格為41000mm，長3000mm，將其（橫向）放置比（垂直）放置處理能力大，是因為（底面積大、高度小、利于沉降）。蒸汽冷凝時冷凝管水平放置效果（好于）垂直放置。重力降塵室能否除去直徑小于 d,心的顆粒？【不能】設此顆粒的直徑為d,,則它的去除效率為d-d（n=，l）?！驹O沉降符合斯托克斯定律】d,降塵室的處理能力僅與（底面積）與（沉降速度）有關，而與（高度）無關，若減小降塵高度時，則顆粒沉降臨界直徑d隨之（減?。蛛x效率則（增加）。降塵室長度增加一倍，則其生產能力（增加一倍）。【增加一倍；增加二倍；不變】寬度增加一倍，則其生產能力（增加一倍）在除去某粒徑的顆粒時，若降塵室的高度增加一倍，則沉降時間增加一倍），氣流速度（減小一倍），生產能力（不變）。在長為L，高為H的降塵室中，顆粒沉降速度為匕，氣體通過降塵室的水平速度為u，則顆粒在降塵室內沉降分離的條件是（l/u>H/七），若將該降塵室加2層水平隔板，則其生產能力為原來的（3）倍。注：V=（n+1）blus t旋風分離器性能的好壞，主要以（分離效率）、（臨界直徑）和（壓降）來衡量。選擇旋風分離器時，若入口氣速和處理量一定，為提高分離效率，可選用筒體直徑（較?。?，器身（較長的旋風分離器，也可采用多個小直徑的旋風分離器的（并聯(lián)）操作。旋風分離器的器身直徑減小時，其分離效率（增大）。【增大、減小、不變、無法確定】其原因是（增大離心力）。旋風分離器處理氣體中的粉塵，粉塵顆粒直徑越大，其離心分離因數(shù)越（?。蛛x效率越（大）。欲高效分離氣體中的粉塵，當處理量很大時，常采用較小直徑旋風分離器組，原因是（增大離心力）。表達旋風分離器性能的顆粒的臨界直徑指（能被完全分離的最小直徑）。離心分離設備在層流區(qū)操作，顆粒的旋轉半徑為0.4m，旋轉速度為18ms，則該設備的離心分離因數(shù)為182182注：K=—= =82.57注：gR9.81x0.4rw2當旋轉半徑為r，旋轉角速度為W時，離心分離因數(shù)可以寫成（a=——）。g氣體在旋風分離器中運行圈數(shù)減少，則旋風分離器臨界半徑（增加）。將固體顆粒從液體中分離出來的離心分離設備中，最常見的是（旋液分離器）。顆粒的粒度分布愈均勻，所形成的床層的空隙率愈（大），在器壁附近床層空隙率較（大），床層中心處則空隙率較（小）。由不規(guī)則的顆粒填充的床層一般（＞）球形顆粒床層的空隙率。對于固定床，顆粒大小越均勻，床層空隙率越（大），床層中心的空隙率較床壁處的空隙率（小）?！敬蟆⑿?、不變、不可確定】流體通過固定床的流動阻力與空床流速u一般成（直線）關系，而通過流化床時，則其阻力（恒定），且僅與（床層重量與截面）有關。隨著空床流速的增加，流化床的床層高度（增大），流體通過床層的阻力（基本不變）?！驹龃?、減小、基本不變、不確定】流化床中流體流速應控制在（最小流化速度）和（帶出速度）之間的范圍內。流化床中，當床層氣體表現(xiàn)流速等于顆粒沉降速度時，這個氣體的表現(xiàn)流速稱為（帶出速度）。在流化床階段，床層阻力基本隨流體速度的減小而（不變）；床層高度基本隨流體速度的減小而（減小）。而在固定床階段，則床層阻力基本隨流體速度的減小而（減小）；床層高度基本隨流體速度的減小而（不變）。【增大，減小，不變】由固定床轉化為流化床時的氣流速度稱為（最小流化速度）。顆粒床層的流化過程可劃分為（固定床）、（流化床）和（氣力或液力輸送）三個階段，最小流化速度^時是固定變?yōu)榱骰瘯r的速度），在（流化床）階段的流動阻力近似為常數(shù)，且等于（單位截面床層流體所受重力）。根據顆粒的分散狀態(tài)的不同，我們可以把流化床劃分為以下兩種類型：即散式流化床）和（聚式流化床）。一般情況下，大多數(shù)的（液體）和固體組成的流化系統(tǒng)屬于散式流化系統(tǒng)，（氣體）和固體組成的流化系統(tǒng)屬于聚式流化系統(tǒng)。流化床傾斜時，床層表面（保持水平）。對恒壓過濾，當過濾面積A增加一倍時，假設濾餅不可壓縮，則過濾速率將增大為原來（4）倍，如濾餅可壓縮，則過濾速率將增大為原來（4）倍。過濾速率與（山）成正比?！続、A2、A3】對于可壓縮濾餅，其比阻r反映（濾餅）的性質，且與（Ap）有關。對于不可壓縮濾餅，其比阻r近似為常數(shù)）。對于不可壓縮濾餅，只是過濾壓差增加一倍時，則其濾液體積增加（41.4%）。注：V2=KA2Q且KsAp，K'=2K，則V'=、；2V。用板框過濾機恒壓過濾某懸浮液，4小時后得到濾液80m3（過濾介質阻力可忽略）；現(xiàn)在我們將操作壓力增加一倍，過濾4小時能得到濾液（113.1）m3。注：V2=KA20且KsAp，K'=2K，則V'=、；2v=80板2=113.1。1 1板框過濾操作中，水洗的速率通常是最終過濾速率的（?。┍叮且驗橄匆毫魍娣e是濾液流通面積的（二）4 2倍，而流道的長度則是濾液的（2）倍。

用板框過濾機恒壓過濾某懸浮液，1小時后得到濾液10m3（過濾介質阻力可忽略），停止過濾，用2m3清水橫穿法洗滌（清水與濾液黏度相同），為得到最大生產能力，輔助時間應控制在（2.6）小時。注：V2注：V2=KA2QnKA2=100，KA-=1.25，O=V8V WW2 =1.6h，得到1.25最大生產能力時，OD＜O+OW=2.6h。用一板框過濾機過濾某懸浮液，其最終過濾速率為0.02m3*，然后用同樣黏度的洗滌液洗滌濾餅，則其洗滌速率為（0.005m3,*），其原因在于（）。若采用真空葉濾機，其最終過濾速率也為0.02m3；;s，然后用同樣黏度的洗滌液洗滌濾餅，則其洗滌速率為（0.02m3：s），其原因在于（）。【洗滌壓力差與最終過濾壓力差相同】有一板框過濾機，當其在最佳生產周期操作時，它的過濾時間與輔助時間之比（V）1.【＞、＜、=】已知：某間歇式壓濾機過濾、洗滌、輔助時間分別為,、Tw、Td，于是在不計過濾介質阻力的情況下，達到最大生產能力的條件是"d=Tr+匚巧）。葉濾機是（間歇）式操作設備。【間歇，連續(xù)】葉濾機的洗滌方法為（置換洗滌）；板框壓濾機洗滌方法為（橫穿洗滌）。橫穿洗滌時，洗液流經距離為過濾流經距離的（2）倍；而置換洗滌時，洗液流經距離為過濾流經距離的（1倍?；剞D真空過濾機浸沒度提高，其他條件不變，則其生產能力（增大）【增大、減小、不變】；速度提高，則其生產能力（增大）【增大、減小、不變】。忽略介質阻力，回轉真空過濾機轉速提高為原來的1.5倍，其他條件不變，則其生產能力為原來的（1?22倍。注：忽略介質阻力，Q=465A\：'K7即QU，所以Q，=\知=1.22Q?；剞D真空過濾機轉鼓直徑增大10%，其他條件不變時，則其生產能力為原來的（1?1）倍。注：轉鼓直徑增大10%，即過濾面積Axd2。則其他條件不變，則其生產能力為原來的（1.12介質阻力不計時，回轉真空過濾機浸沒度由120。變?yōu)?50。，則其他條件不變，則其生產能力為原來的（1.12倍）。注：忽略介質阻力，Q=465A^Kn^即Qx敘，所有Q'=^~Q=1」2Q。傳熱傳熱的基本方式有（熱傳導），（熱對流），（熱輻射）。公式Q=mc（T-T）=mc（t-1）成立的條件是：（無相變），（穩(wěn)態(tài)傳熱），（無熱損失）。hph1 2cpc2 1傅里葉定律表明：導熱傳熱通量與（溫度梯度）成正比，其比例系數(shù)一般稱為（熱導率）。液體熱導率一般（大于）氣體。氣體熱導率隨溫度升高而（升高），水的熱導率隨溫度升高而（升高）。相同厚度的兩層平壁內穩(wěn)態(tài)熱傳導，熱導率大的平壁兩側溫差（?。?。A材料的導熱系數(shù)大于B，且A,B厚度相同，對于平壁保溫（任意）放在內層效果好，對于圓筒保溫（B放在內層效果好。判斷正誤：圓管的保溫層越厚越好。（X某金屬長圓管，當它的外壁半徑等于保溫層的臨界半徑時，總的保溫效果將（好）。某平壁外兩層等厚保溫材料A,B，已知A的熱導率是B的2倍，則A的保溫溫差是B的（0.5）倍。對流傳熱有四種基本形式，它們分別是：（自然對流），（強制對流），（蒸汽冷凝），（溶液沸騰）。傳熱單元數(shù)在數(shù)值上等于（單位傳熱溫差）引起的流體溫度變化大小。傳熱單元數(shù)為1時，表示某一側流體溫差等于（平均傳熱溫差）。無相變的對流傳熱，其溫度梯度集中在（熱邊界層）內。熱阻主要集中于（a小的一側），減小熱阻的有效傳熱措施是（提高a小的一側的流量）。在蒸汽冷凝傳熱中，不凝性氣體的存在使冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)（顯著減?。?。蒸汽冷凝時，冷凝管水平放置效果（好于）垂直放置。在蒸汽冷凝傳熱中，加熱蒸汽壓力升高，使冷凝表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)（減小）。蒸汽冷凝有（膜狀冷凝）和（滴狀冷凝）兩種方式，大部分情況屬于（膜狀冷凝）。鍋爐設計時，主要以（膜狀冷凝）的方式為設計依據。液體沸騰有（核狀沸騰）和（膜狀沸騰）兩種方式。液體沸騰由核狀沸騰變?yōu)槟罘序v時，壁溫（上升），傳熱性能（下降）。在沸騰傳熱中，壁溫與飽和液體溫差Z=（\―七），該溫差在（核狀沸騰與膜狀沸騰交界處）稱之為臨界溫差，當該溫差At<Atr時，熱流密度q和△〃的增大而（增大），反之則q（減小），故適宜的操作范圍應該是（核狀沸騰）區(qū)域內。判斷正誤：在溶液沸騰對流傳熱時，傳熱溫差越大越好。（X大容積飽和沸騰的條件有二：（液體過熱）和（粗糙表面存在汽化核心）。大容積飽和沸騰傳熱可分為（表面汽化），（核狀沸騰），（膜狀沸騰）三個階段，而在工業(yè)生產中常在（核狀沸騰）階段中操作。大容積飽和沸騰的壁面若有油脂，傳熱系數(shù)（減?。Ｌ坠軗Q熱器在環(huán)隙用飽和蒸汽加熱管內空氣，若蒸汽壓力一定，空氣進口溫度一定，空氣流量加倍，則空氣出口溫度（降低），總傳熱系數(shù)是原來的（20.8）倍?！竞雎哉羝淠は禂?shù)和管壁及污垢熱阻】、0.8注：Q=KAAt,Kna,axuo.8,27.列管式換熱器傳熱管常見排列方式有（正方形排列）和（正三角形排列）兩種。某列管換熱器，殼程七很大，管程々很小，若要強化傳熱，需采取措施，增加（管程）側的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)。管壁溫度與（殼程）一側的溫度相近。對于蒸汽一一空氣間壁換熱過程中，為強化傳熱可以提高（空氣）【空氣，蒸汽】流速。當兩側傳熱膜系數(shù)相差較大時，擾流子應安裝在傳熱膜系數(shù)（較?。┑囊粋纫垣@得較大的傳熱系數(shù)。管壁溫度接近于表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)（較大）的那一側的流體溫度。某列管換熱器，用管間飽和水蒸汽加熱管內空氣，此換熱器內溫度接近（水蒸汽）的溫度。列管換熱器操作時，壓力大的液體應走（管）程，有相變的流體應走（殼）程，腐蝕性強的流體應走（管程。一回收煙道氣熱量的廢熱鍋爐，在流程安排上，煙道氣【入口溫度60^】應走（管程），水【入口溫度25°C】應走（殼程），主要是為了避免（壁溫溫差大、熱應力大、破壞）。設計列管換熱器考慮熱補償?shù)哪康氖牵p小熱應力，防止設備損壞）。根據有無熱補償或補償方法的不同，常用的列管式換熱器有（固定管板式），（浮頭式），（U形管式）等幾種主要形式。固定管板式換熱器加設膨脹節(jié)的目的是（減小熱應力）。相同狀態(tài)的對流傳熱，長管的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)（小于）短管；彎管的表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)（大于）直管。輻射傳熱是以（電磁波）的形式傳熱。氣體輻射特點是（在整個體積內進行）和（對波長有選擇性）。對于灰體而言，反射率越大，吸收率越（小）。克?；舴蚨烧f明：在一定溫度下，物體吸收率（在數(shù)值上等于物體的黑度）。溫度不變時，吸收率在數(shù)值上（等于）黑度?；殷w的發(fā)射能力與（熱力學溫度）的四次方成正比，還與（黑度）成正比。一切物體的發(fā)射率與吸收率的比值為（1），且等于（同溫下黑體的發(fā)射能力）。在輻射傳熱中，一切物體的發(fā)射能力僅與（黑度）有關，它的發(fā)射能力E=（氣?￡）。溫度為T時耐火磚的發(fā)射能力大于鋁的發(fā)射能力，則耐火磚的黑度（大于）鋁的黑度。我們將黑體表面溫度有37^加熱到347礦則輻射能力增加至原來的（1?57）倍。注：E次T4，E/E、=\氣蓋；》Eb=1.57Eb bb^ 34/ /b b已知當溫度為T時，若物體1的發(fā)射能力大于物體2的發(fā)射能力，則物體2的黑度（小于）物體1的黑度。能夠（全部吸收輻射能）的物體稱之為黑體，黑體的輻射能力與其表面絕對溫度的（四次方）成正比。如果mc<mc，則NTU（V）NTU。hphcpc h c蒸餾精餾的依據是（混合物相對揮發(fā)度的差異）。要使混合物充分分離，必須進行多次（分級接觸）。精餾和蒸餾的主要區(qū)別是（有無回流），其主要作用是（質量傳遞）和（高純度分離）。某溶液由A和8雙組份組成，實測知，若向該溶液中添加A，溶液泡點將提高。根據該現(xiàn)象，判斷以下說法正確性：①A在氣相中的摩爾分率小于其在平衡液相中的摩爾分率。（/）②在氣-液兩相平衡時，氣相中A的摩爾分率大于B的摩爾分率。（X）由A,B兩組分組成的理想氣-液平衡體系，已知A在液相中的摩爾分率七=0.9，相對揮發(fā)度以曲=3，于是：①相對揮發(fā)度a=（1）。②氣相中易揮發(fā)組分摩爾分率y=（97%）。AB3 A恒沸精餾和萃取精餾主要針對（a=1或a泛1）物系，采取加入第三餾分的方法，改變原物系的（相對揮發(fā)度）。對于相對揮發(fā)度a?1的溶液，可以采用（恒沸精餾或萃取精餾）的方法進行分離，其基本原理是：在原溶液中加入第三組分，以改變原溶液（相對揮發(fā)度）。用精餾方法分離相對揮發(fā)度接近于1的熱敏性物料，一般采用的方法是（C）。A.連續(xù)精餾B.間歇精餾C.萃取精餾 D.恒沸精餾精餾操作中，若塔頂蒸汽采用冷卻水冷凝，冷卻水溫度為30°C。塔頂蒸汽露點溫度為25^，則可能采取（加壓）措施實現(xiàn)這一過程。用精餾塔分離某二元混合物，已知進料量為120kmolh，進料組成Zf=0.5，如果要求塔頂?shù)玫浇M成xD不小于0.95的產品，則塔頂餾出液的最大流量為（63.2）kmolh。注：精餾中引入回流，作為下降的液相與上升的氣相發(fā)生傳質，使上升的氣相易揮發(fā)組分提高，最恰當?shù)恼f法是:（D）。A.液相中易揮發(fā)組分進入氣相 B.氣相中難揮發(fā)組分進入液相液相中易揮發(fā)組分和難揮發(fā)組分同時進入氣相，但其易揮發(fā)組分相對較多液相中易揮發(fā)組分進入氣相和氣相中難揮發(fā)組分進入液相的現(xiàn)象同時發(fā)生精餾塔操作線方程y=工，則其回流比為（R=3）。全回流操作時，操作線方程可以寫成（七+廣氣），此時完成規(guī)定的分離任務所需的理論塔板數(shù)（最少）。某連續(xù)操作的精餾塔，若精餾塔操作線方程的截距等于0，則操作回流比等于（8），操作線斜率等于（1）。在連續(xù)精餾操作中，若其他條件不變，僅加大回流比，則精餾段q'2'（t），塔頂x（t），塔底x（I）。nLnV D W若此時加熱蒸汽量不變，產品量將（I），若再加大回流比的同時保持塔頂采出量不變，必然需要（t）蒸汽用量，那么冷卻水量將（t）。LR LR+FD注：Rt,V7=簡t,XDt；而=R+1I,x"。V,V'不變，V=（R+1）D,Rt,DI。Rt，D不變，V,V't，L=RD,L'=RD+qFt?，F(xiàn)設計一連續(xù)精餾塔，現(xiàn)保持塔頂組分Xd和輕組分回收率不變，若采用較大的回流比，則理論塔板數(shù)將（I），而加熱蒸汽的消耗量將（t）；若進料組成變輕，則進料位置應（t），使xD和輕組分回收率不變；若將進料物流焓增大，則理論板數(shù)將（t），塔底再沸器熱負荷將（I）。精餾塔設計時，若進料量F，進料組成ZF，塔頂產品組成xD，塔底產品組成xw和精餾段上升氣體量V均為定值，將進料狀態(tài)由q=1變?yōu)閝>1，則設計理論塔板數(shù)將（I），LV將（不變）。精餾操作時，我們將塔頂泡點回流改為冷回流，這樣做的優(yōu)點是（提高分離效率），缺點是（增加釜的熱負荷）。塔頂冷回流操作對塔內的分離（有利）【有利，不利】，其原因是（塔內實際回流比增加），并導致塔內氣相流率（t）。精餾過程設計時，增大操作壓強，相對揮發(fā)度（減小），塔頂溫度（增大），塔底溫度將（增大）。【增大，減小，不變，不確定】精餾操作時，進料狀態(tài)由飽和液體改為過冷液體，且保持F,Zf,R,D不變，則xD（增大），xw（減小），LjV不變）?！驹龃?，減小，不變】某精餾塔塔頂上升蒸汽組成為y，溫度為T，經全凝器冷凝到泡點溫度t，部分回流液入塔，其組成為x，則y（=）x，T（>）t。精餾塔設計時，若進料組成今，塔頂、塔底產品組成xD,xw和進料熱狀態(tài)參數(shù)q及回流比R均不變，只增大進料量F，則所需的塔徑（t），所需的理論塔板數(shù)（不變）。精餾操作時，保持V,q,F,Zf不變，而增加D/F，則xD（減?。琇/V（減?。?，工卬（增大）。【增大，減小，不變，不確定】注：保持v,q,FZ不變，而增加RF,即回流比R減小。24.精餾塔設計時，若將塔釜由原來的間接蒸汽加熱改為直接蒸汽加熱，而保持氣,D/F,q,R,x。不變，則W/F（t）,xw（|），提餾段操作線斜率（不確定），理論塔板數(shù)（t）。某二元物系，a=3，在精餾塔內全回流操作，已知七二0.4，則七q（0?18）。'七廣氣注：全回流時，5 = ax =3xny+1=0.18七一1+（a-J1）x—1+2x n+1n n提高再沸器熱負荷，最小回流比（I），xD（I），x^（t）o注：精餾塔操作時，保持F,Zf,q,V不變，使塔底釜液量W增加，則x。（增大），L/V（增大），工卬（減?。??！驹龃?，減小，不變，不確定】注：保持F,Z,q,V不變，釜液量W增加，D減小，R增大。F精餾操作時，塔頂?shù)娜鞲某煞帜?，則塔頂產品質量（增加）。間歇精餾的兩種主要操作方式是（保持回流比不變）和（保持餾出液組成不變）。間歇精餾一般將（保持回流比不變）與（保持餾出液組成不變）結合起來。間歇精餾操作中，若保持餾出液組成不變，必須不斷（增大）回流比，若保持回流比不變，則餾出液組成（減?。?，塔頂溫度（升高），塔底溫度（升高）。常壓板式塔中，氣液兩相接觸狀態(tài)包括（狀態(tài)），（泡沫狀態(tài)），（噴射狀態(tài)）。在板式塔操作中，出現(xiàn)的縱向返混現(xiàn)象主要包括（液沫夾帶）和（霧沫夾帶），此種返混會造成板效率（降低）。板式塔不正常操作現(xiàn)象通常有（漏液），（液泛）和（液沫夾帶）。在塔板設計中，上升氣速過大不可能產生的后果是（A）。A.漏液B.液泛C.過量泡沫夾帶 D.板效率下降板式塔操作的異常流動現(xiàn)象主要有（空間上的多向流動）和（空間上的不均勻流動）。在塔板設計中，一般降液管底隙應（低于）出口堰高度。篩板塔、泡罩塔、浮閥塔的相比較，操作彈性最大的是（浮閥塔），造價最便宜的是（篩板塔）。某填料精餾塔的填料層高度為8m，完成規(guī)定分離任務需要16塊理論板（包括塔釜），則其理論板當量高度為（0.533m）o注：Z=NxHETP，則HETP=—^=0.533m。t 16-1氣體吸收一逆流吸收過程，當填料層高度h*時，若A<1，則塔內氣液相在（塔底）達到平衡；若A>1，則塔內氣液相在（塔頂）達到平衡；若A=1，則塔內氣液相在（全塔）達到平衡。漂流因子表示（總體流動）對擴散速度的影響，其值總大于（1）。菲克定律的表達式為（J=-D-當），該式說明（擴散通量與濃度梯度成正比，負號表示擴散沿濃度AABdz降低的方向）。一般來說，高濃度氣體吸收的特點是（①氣液兩相摩爾流量沿塔高變化較大；②過程常伴有顯著的熱效應

③傳質系數(shù)沿塔高變化）。氣體-稀溶液物系的相平衡關系可用（亨利）定律表示。恒定溫度、恒定總濃度下，均相混合物中分子擴散通量Ja與（濃度梯度）成正比，其比例系數(shù)稱為（擴散系數(shù)）。雙膜理論的要點：①（相互接觸的氣液兩相間存在穩(wěn)定的相界面，相界面兩側分別存在停滯的氣相虛擬膜和液相虛擬膜）；②（虛擬膜對流體充分湍動組成均一，所有傳質阻力均集中于虛擬膜中）；3（溶質以穩(wěn)態(tài)分子擴散的方式連續(xù)通過兩虛擬膜）；④（相界面上氣液兩相處于平衡狀態(tài)，無傳質阻力存在）。在有總體流動的擴散過程中，總體流動對擴散的影響可用（漂流因子）表示，其值越（大），表明總體流動作用越強。9.在1atm，20°C下某低濃度混合氣體被清水吸收，氣膜傳質系數(shù)=0.001kmol（m2-h-kPa），液膜傳質系數(shù)七=0.25mh，溶質的亨利系數(shù)H=0.6775kPa（kmol-m2），則溶質為（易）溶氣體，氣相總傳質系數(shù)K^=（9.97x10-4）kmol：（m2-h-kPa），液相總傳質系數(shù)%=（6.74x10-4）mh。在填料塔中，低濃度難溶氣體逆流吸收時，若其他條件不變，但入口氣量增加，則氣相總傳質單元高度HOG將（D不變），出塔氣體組成y2將（A增加），出塔液體組成氣將（A增加）。A.增加B.減少C.不確定D.不變某逆流吸收塔用純溶劑吸收混合氣體中易揮發(fā)組分，入塔氣中含溶質體積分率為8%，平衡關系為y=2x，若填料層高度趨近于無窮大，則：當液氣比為2.5時，吸收率=（100%）；當液氣比為1.5時，吸收率=（75%）。注：①當液氣比為2.5時，A=二=*=1.25>1，當填料層高度趨近于無窮大，頂端氣相趨向極限組成，mV2y=mxy=mx(x=0,y=0)②當液氣比為1.5時貝抑=1-七=1。y1A=土=15=0.75<1mV2當填料層高度趨近于無窮大，底端液相趨向極限組成，y0.08xy0.08x=—1= =0.04，1m2L y—y 0.08—y則一= 2= 2V氣0.04=1.5ny=0.02，貝甲=1—%=1-=0.75。y1 0.08在逆流操作的填料塔內，當空塔氣速u由小到大變化時，可把填料層壓降Ap與u的關系曲線分成三個階段。它們分別是（恒持液區(qū)），（載液區(qū)）和（液泛區(qū)）。__DC C傳質速率方程可表示為嘰=廠c—?（Ca-C^），其中'稱為（漂流因子），它反映了（總體流動對BM BM傳質通量的影響）。液氣比L''G越大，吸收液的飽和度越（小），L/G為最小時，則飽和度為（）。在填料塔中用清水吸收混合氣體中NH3，當水泵發(fā)生故障，上水量減少時，氣相總傳質單元數(shù)"（不變）?！驹龃螅瑴p小，不變，不確定】x,y分別表示溶質在液相和氣相中的摩爾分率，某一物質的平衡線方程為 y=2x。有一操作點:尤=0.04,y=0.02，則該點的操作為（B）【A.吸收；B.解吸；C.平衡；D.無法確定】，其傳質推動力Ay=（B）【A.0.03；B.0.06；C.0.02；D.0.04】。注：y'=2x0.04=0.08>y，解吸；Ay=y'-y=0.08-0.02=0.06。有兩個吸收C02的過程，過程一是使用純水作吸收劑，過程二是使用NaCO^的水溶液作吸收劑。則過程二為（A）阻力控制【A.液膜；B.氣膜；C,液膜和氣膜；D.不定】，且根據雙膜模型，過程二的界面?zhèn)髻|阻力（C）過程一的界面?zhèn)髻|阻力【A.大于；B.小于；C.等于；D.無法確定】。注：CO2易溶于NaCO^的水溶液中，故過程二為液膜控制；根據雙膜模型，相界面?zhèn)髻|阻力忽略不計，故過程二的界面?zhèn)髻|阻力等于過程一的界面?zhèn)髻|阻力。對接近常壓的低溫溶質氣液平衡系統(tǒng)，當總壓增加時，亨利系數(shù)E（不變），平衡常數(shù)m（減?。芙舛认禂?shù)H（不變）。實驗室用N2作載氣體解吸水中溶解的O2，測定填料塔液相傳質系數(shù)K偵,隨著液體流率的增加，傳質系數(shù)K^（基本不變），塔底水中溶解O2（增加）。低濃度氣體吸收中，已知平衡關系y=3x，k=0.3kmol］（m2-s），k=3x10-4kmo^（m2-s），則此物系屬（氣膜）【氣膜，液膜，氣液雙膜】控制，總傳質系數(shù)近似為（3x10-4）kmol：（m2-s）。氣體吸收時，可溶組分的濃度較大，則總體流動對傳質影響（大）。在傳質理論中有代表性的兩個模型分別為（對流傳質的停滯膜模型）和（相互傳質的雙膜模型）。菲克定律表明，分子擴散通量與（濃度梯度）成正比，總體流動對擴散傳質的影響大小可用（漂流因子）表示。實驗室用水吸收空氣中的CO，此過程屬于（液膜）控制，總傳質系數(shù)近似等于（液體）側傳質系數(shù)。2化學吸收可使原來的物理吸收系統(tǒng)的液膜阻力（減?。?。【增大，減小，不變】在一個低濃度液膜控制逆流吸收塔中，其他操作條件不變，而液量與氣量成比例同時增加，則氣體出口組成y2將（增加）?！驹龃螅瑴p小，不變，不確定】溫度升高時，氣相分子擴散系數(shù)將（增大），液相分子擴散系數(shù)將（增大）。【增大，減小，不變】氣體吸收按傳質阻力控制可分為三類：（氣膜）控制，（液膜）控制和（雙膜）控制過程。用水吸收CO2是（液膜）控制過程，而脫除CO2的脫吸過程是（液膜）控制過程。若逆流吸收塔填料高度可無限增加，則當吸收因子A>1時，（頂）端（氣）相趨向極限組成（y2=mx2）；當a<1時，（底）端（液）相趨向極限組成（氣=m）。表示設備（填料）分離性能高低的一個量是（傳質單元高度），而表示分離難易程度的一個量是（傳質單元數(shù)），最大吸收率與（D）無關。A.液氣比B.吸收劑入塔濃度 C.相平衡常數(shù) D.吸收塔型式對氣膜控制的逆流吸收過程，若其他操作條件不變，將氣液流量同比例減少，則氣體出塔組成y2將（減?。?，液體出塔組成1將（增大）。2根據相際傳質雙膜模型（D）的傳質阻力可以忽略。A,氣膜B,液膜C,氣膜和液膜D,氣液相界面吸收塔填料層高度增加，其他條件不變，傳質單元數(shù)（增加）。板式塔（D）。A.只能用于精餾操作 B.只能用于吸收操作C,不能用于精餾和吸收操作 D.能用于精餾和吸收操作描述稀溶液氣液相平衡關系的定律是（A）。A.亨利定律 B.拉烏爾定律C.菲克定律 D.牛頓定律漂流因子的值總是（A）。A.>1 B.<1C.>0 D.<0水吸收空氣中的。2，其他條件不變，提高空氣流速，總傳質系數(shù)（基本不變）?！净静蛔?，增加，減少，不確定】注：水吸收空氣中的O為液膜控制，增大總傳質系數(shù)應當提高水的湍動程度或流量。2逆流操作的填料吸收塔中，若吸收因子A=0.5，氣液相平衡關系為y=2i,塔底氣相進料中溶質濃度約=0.5，當填料層高h=3，塔底液相濃度為（0?25）。一， y 0.5…注：A=。.5<1，h=3，則底端液相趨向極限組成，1=t="-=0.25。im 2在吸收操作過程中，保持氣液相流量、氣相進口組成不變，若液相進口濃度降低，則塔內平均傳質推動力將增加），氣相出口濃度將（減?。?。在吸收過程中，若保持操作條件不變，增大填料層高度，則吸收過程的Hg將（不變），"將（增加）。并聯(lián)吸收至多（1）理論級。吸收劑再循環(huán)目的：（保持足夠噴淋量，降溫有利于吸收）。壓力（增加）溫度（降低）有利吸收。A的物理意義：（操作線斜率與平衡線斜率之比）。*=1則氣相進出口濃度差將等于（用氣相濃度表示的平均推動力）。46,停滯膜模型，可以認為停滯膜內組分變化量（線性）的，可以認為停滯膜內傳質方式為（分子擴散）。吸收中若要獲得較大溶質回收率，A應（>）1?？账馑僖话憧扇。ㄒ悍簹馑伲┑?0%?80%。同樣任務A填料高8m，B填料高6m，則HETPjHETP^=（0?75）。注：Z=%xHETP，同樣任務、a=、b，則HETPjHETP=ZjZ^=6/8=0.75高濃度逆流吸收某易溶氣體從塔頂?shù)剿?，氣膜傳質系數(shù)（增加）。氣體流量、氣體出口組成、液相組成不變時，吸收劑用量增加，傳質推動力（增加），操作線將（遠離）平衡線，所需填料高度（減小）。化學吸收隨化學反應速度增加，增強因子（增大）。逆流吸收中，LV增加，塔頂氣相濃度（減?。?，塔底液相濃度（減?。?，若進料加大LV，則在塔（頂端（氣）相排出液濃度趨近于（平衡）濃度。萃取1.分配系數(shù)k定義為：（

A溶質人在萃取相中的質量分數(shù)溶質人在萃余相中的質量分數(shù));kA>1代表：（溶質在萃取相中的濃度大于在萃2.3.4.5.6.余相中的濃度）。萃取操作的溫度越（低1.分配系數(shù)k定義為：（

A溶質人在萃取相中的質量分數(shù)溶質人在萃余相中的質量分數(shù));kA>1代表：（溶質在萃取相中的濃度大于在萃2.3.4.5.6.余相中的濃度）。萃取操作的溫度越（低）【高，低】越好。利用相同用量萃取劑，采用多級萃取比單級萃取的優(yōu)點是：費用與操作費用）。單級萃取中，在操作范圍內，若萃取劑用量減少，所得萃取相中溶質組成（增大），所得萃取液中溶質組成（不確定）?！驹龃?，減小，不變，不確定】萃取操作的依據是（溶解度的差異），選取萃取劑的主要原則是（選擇性高），（與原溶劑互溶差）和（經濟性好）。判斷正誤：（1） 萃取相圖中的連接線可以相交。X（2） 提高溫度對萃取操作有利。X進行更大程度的分離），缺點是：（更高的設備7.萃取劑對A,B兩組分選擇性系數(shù)的表達式為：（6=飛二X）,P越大，說明：（分離效果越好）。8.用純溶劑S對A,B混合物進行單級（理論）萃取。萃取劑用量增加時（進料組成不變），獲得萃取液組成將（D不一定）。若用含少量溶質的萃取劑S’代替S，所得萃余相濃度將（C不變）【進料組成不變】。維持相同萃余相濃度，用含少量溶質的萃取劑S’代替S，則萃余相量與萃取相量之比將（A增加）。【A.增加；B,降低；C,不變；D,不一定】⑴(2)⑶9.已知萃取相濃度yJyBT1/5，萃余相濃度XJXBT/3，則6=（6.6）o注：10.6=1= =6.6XAXB 13萃取時，應使（C）oA.分配系數(shù)大于1B.分配系數(shù)小于1C.選擇性系數(shù)大于1D.選擇性系數(shù)小于1萃取劑加入量應使原料和萃取劑的和點M位于（C）oB.溶解度曲線上 C.溶解度曲線下方區(qū) D.坐標線上11.A.溶解度曲線上方區(qū)12.13.14.提高萃取操作的溫度，將會（減小）操作范圍?！驹龃螅瑴p小】萃取過程中，若在B-S部分互溶物系中加入A組分，則B-S的互溶度將（增大）。單級萃取操作中，在維持相同萃余相濃度下，用含有少量溶質的萃取劑S’代替純溶劑S，則溶劑S’用量將（增加），萃取液中溶質的濃度將（不變）。15.單級萃取時，若溶質的分配系數(shù)與原溶劑的分配系數(shù)比值、七=5，則溶質的選擇性系數(shù)為（5）。注:6=e=匕=5xxk為完成相同分離任務，多級逆流萃取所需的溶劑用量比相同級數(shù)多級萃取錯流萃?。ㄉ伲?。若溶劑用量相同，則多級逆流萃取比多級萃取錯流萃取傳質推動力（大）。在多級逆流萃取中，溶劑用量減少，所需理論級數(shù)（減少）。在三角形坐標中，三角形內部的點代表（三元）物系，三角形邊上的點代表（二元）物系，三角形的頂點代16.17.18.表（一元）物系。在對溶質有相同溶解度時，萃取劑量的選取與原溶劑（完全不互溶）?！静糠只ト?，完全互溶，完全不互溶】多級萃取較單級萃取而言，優(yōu)點是（溶劑用量相同時分離效果好，分離效果相同時溶劑用量少），缺點是（設備費用高）。分配系數(shù)（可以）小于1?！究梢?，不可以】與原溶劑完全互溶的溶劑（可以）選為萃取劑。【可以，不可以】干燥恒定干燥條件指干燥過程中空氣的（溫度）及（濕度）與物料的（速度）都不變。降速干燥階段物料內部水分移動機理存在兩種理論：（液體擴散理論）和（毛細管理論）。臨界含水量指（由恒速干燥轉為減速干燥時即臨界點時濕物料的含水量）。結合水分指（濕物料中存在于細胞壁內和毛細管內的水分，固液結合力較強），非結合水分指（濕物料表面上附著水分和大孔隙中的水分，結合力較弱），自由水分指（濕物料中大于平衡含水量而可能被干燥除去的水分），平衡水分指（濕物料中小于或等于平衡含水量而不能被干燥除去的水分）。對于不飽和空氣，各溫度之間的關系是：t＞七=\＞,。一定溫度的氣體，總壓加大時，露點溫度（t），而當氣體溫度升高時，則露點（不變）。已知濕空氣總壓為101.8kPa，溫度為40°C，相對濕度為50%，已查出40°C水的飽和蒸汽壓為7.375kPa，則此空氣的濕度為（0.°23）kg!kg干空氣。注：中=Evnpv=0.5x7.375=3.688，s流化床干燥器適合處理（塊狀、片狀及極細顆粒）物料。結合水所產生的蒸氣壓（小于）同溫度下純水的飽和蒸汽壓?！敬笥?，小于，等于】以空氣作為濕物料的干燥介質，當所用空氣的相對濕度較高【相對濕度4V1】時，濕物料的平衡水分相應A增大），自由水分相應（B減?。?。【A.增大；B.減??；C.不變】臨界含水量比物料的結合水分（A）?！続.大；B.??；C.一樣】列舉出兩種常用的干燥器（廂式干燥器）和（氣流干燥器）。25C時某物料在4=100%時的平衡含水量七=0.2，這時水蒸氣分壓pv，飽和蒸汽壓Ps，物料表面水汽分壓P表三者之間的關系是：Pv=Ps=P表【＞，＜，=】。若維持不飽和空氣的濕度H不變，提高空氣的干球溫度，則空氣濕球溫度A變大），露點（C不變），相對濕度（B變小）。A.變大B.變小C.不變D.不確定對不飽和空氣加熱，使溫度由匕升至t2，此時其濕球溫度（升高），相對濕度（降低），露點（不變），濕度（不變）。同一物料如恒速段干燥速率增加，則臨界含水量（增大）。同一物料在一定的干燥條件下，物料越厚，則臨界含水量（增大）。測濕球溫度時，保持空氣的溫度與濕度不變，