2025年化學(xué)工程專業(yè)期末考試及答案一、單項選擇題（每題2分，共20分）1.某流體在圓管中作層流流動，若流量增大至原來的2倍，管徑不變，則流體流動的沿程阻力損失變?yōu)樵瓉淼模ǎ〢.2倍B.4倍C.8倍D.16倍2.某套管換熱器中，熱流體從120℃冷卻至80℃，冷流體從30℃加熱至60℃，若兩流體逆流操作，則對數(shù)平均溫差為（）A.50℃B.55℃C.60℃D.65℃3.以下關(guān)于精餾塔操作的描述中，錯誤的是（）A.增大回流比可提高塔頂產(chǎn)品純度，但能耗增加B.進料熱狀態(tài)參數(shù)q=1時為飽和液體進料C.全回流時理論板數(shù)最少，但無產(chǎn)品產(chǎn)出D.若進料位置上移（靠近塔頂），則塔頂產(chǎn)品純度會提高4.某反應(yīng)A→B的速率方程為r=kC_A2，反應(yīng)級數(shù)為（）A.0級B.1級C.2級D.3級5.對于恒壓過濾過程，過濾常數(shù)K與以下哪項無關(guān)（）A.濾液粘度B.過濾壓差C.濾餅比阻D.過濾面積6.以下關(guān)于吸收操作的描述中，正確的是（）A.增大液氣比可提高溶質(zhì)吸收率，但液相出口濃度降低B.亨利系數(shù)E越大，氣體越易溶于液體C.填料塔中，泛點氣速是操作氣速的上限，需控制在泛點氣速的50%-80%D.若平衡線為直線，且液相傳質(zhì)系數(shù)遠大于氣相傳質(zhì)系數(shù)，則總傳質(zhì)系數(shù)近似等于液相傳質(zhì)系數(shù)7.某離心泵在額定轉(zhuǎn)速下的揚程為50m，流量為100m3/h。若將轉(zhuǎn)速提高20%，則新的揚程約為（）A.60mB.72mC.80mD.90m8.以下關(guān)于流化床干燥器的特點，錯誤的是（）A.適用于顆粒狀物料的干燥B.氣固接觸充分，傳熱傳質(zhì)效率高C.物料停留時間均勻，干燥產(chǎn)品含水量一致D.操作氣速需大于顆粒的臨界流化速度，小于帶出速度9.某二元理想物系的相對揮發(fā)度α=2.5，若液相中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)x=0.4，則與之平衡的氣相中易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)y為（）A.0.526B.0.615C.0.714D.0.80010.以下關(guān)于反應(yīng)器類型選擇的描述中，正確的是（）A.對于自催化反應(yīng)，宜選用全混流反應(yīng)器（CSTR）串聯(lián)B.對于快速不可逆反應(yīng)，宜選用間歇反應(yīng)器（BR）C.對于反應(yīng)級數(shù)n>1的反應(yīng)，平推流反應(yīng)器（PFR）的體積小于CSTRD.對于熱效應(yīng)顯著的反應(yīng)，CSTR更易控制溫度二、填空題（每空1分，共15分）1.牛頓粘性定律的數(shù)學(xué)表達式為________，其中比例系數(shù)μ的物理意義是________。2.對流傳熱中，努塞爾數(shù)Nu的表達式為________，其物理意義是________。3.精餾塔中，提餾段操作線方程的一般形式為________，其斜率為________。4.氣固相催化反應(yīng)的本征動力學(xué)是指________，宏觀動力學(xué)需考慮________的影響。5.吸收過程的推動力可用氣相分壓差表示為________，或液相濃度差表示為________。6.過濾操作中，若濾餅不可壓縮，則過濾常數(shù)K與過濾壓差Δp的關(guān)系為________；若濾餅可壓縮，則K與Δp的關(guān)系為________（用公式表示）。三、計算題（共50分）1.（10分）某離心油泵將20℃的原油（密度ρ=850kg/m3，粘度μ=0.03Pa·s）從敞口儲罐輸送至高位槽，兩槽液面高度差為15m。泵的吸入管為φ89×4mm（內(nèi)徑d1=81mm），長度l1=10m；壓出管為φ76×3mm（內(nèi)徑d2=70mm），長度l2=30m。管路中共有90°彎頭4個（每個彎頭的局部阻力系數(shù)ζ=0.75），全開閘閥2個（ζ=0.17）。已知泵的流量為30m3/h，求泵的揚程H（忽略入口損失，取管壁絕對粗糙度ε=0.1mm，重力加速度g=9.81m/s2）。2.（12分）某列管式換熱器用120℃的飽和水蒸氣加熱某有機液體（定性溫度下比熱容c_p=2.5kJ/(kg·℃)，密度ρ=800kg/m3）。有機液體在管內(nèi)流動，流量為15m3/h，入口溫度20℃，出口溫度80℃。換熱器共有20根φ25×2.5mm的鋼管（內(nèi)徑d=20mm），管長3m，管束為單殼程單管程。已知管內(nèi)對流傳熱系數(shù)αi=800W/(m2·℃)，管外蒸汽冷凝對流傳熱系數(shù)αo=10000W/(m2·℃)，鋼管的導(dǎo)熱系數(shù)λ=45W/(m·℃)，忽略垢層熱阻。試計算：（1）換熱器的總傳熱系數(shù)K（以管內(nèi)表面積為基準(zhǔn)）；（2）所需的傳熱面積是否滿足要求（計算實際傳熱面積與所需傳熱面積的比值）。3.（13分）某連續(xù)精餾塔分離苯-甲苯混合液，進料量F=100kmol/h，進料組成x_F=0.4（苯的摩爾分數(shù)，下同），泡點進料（q=1），塔頂餾出液組成x_D=0.95，塔底釜液組成x_W=0.05，操作回流比R=2.5，物系相對揮發(fā)度α=2.45。試計算：（1）塔頂餾出液量D和塔底釜液量W；（2）精餾段操作線方程；（3）提餾段操作線方程；（4）用圖解法求理論板數(shù)（需寫出關(guān)鍵步驟，假設(shè)塔頂為全凝器，塔底為再沸器）。4.（15分）某一級不可逆反應(yīng)A→B在等溫間歇反應(yīng)器中進行，初始濃度c_A0=2mol/L，反應(yīng)速率常數(shù)k=0.1min?1。（1）計算反應(yīng)20min后A的轉(zhuǎn)化率x_A；（2）若改用平推流反應(yīng)器（PFR），在相同溫度和處理量下達到相同轉(zhuǎn)化率，所需的空時τ；（3）若改用全混流反應(yīng)器（CSTR），達到相同轉(zhuǎn)化率所需的空時τ'；（4）比較三種反應(yīng)器的體積大小（假設(shè)處理量為v=0.5m3/min）。四、分析題（共15分）某工廠擬采用吸收塔處理含SO?的廢氣，入口氣體中SO?體積分數(shù)為5%，其余為惰性氣體，處理量為1000m3/h（標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài)）。吸收劑為清水，要求SO?的吸收率不低于90%。已知操作條件下，SO?在水中的溶解度符合亨利定律，E=4.8×103kPa（總壓p=101.3kPa），液相傳質(zhì)系數(shù)k_L=0.002m/s，氣相傳質(zhì)系數(shù)k_G=2×10??kmol/(m2·s·kPa)，塔截面積S=0.5m2。（1）分析該吸收過程的控制步驟（氣膜控制還是液膜控制）；（2）若實際操作液氣比（L/V）為最小液氣比的1.5倍，計算所需的液相流量L（kmol/h）；（3）提出提高吸收率的三種可行措施，并說明理由。答案一、單項選擇題1.B2.B3.D4.C5.D6.C7.B8.C9.A10.C二、填空題1.τ=μ(du/dy)；流體的動力粘度（或內(nèi)摩擦系數(shù)）2.Nu=αd/λ；對流傳熱系數(shù)與導(dǎo)熱系數(shù)的相對大?。ɑ蚍从硨α鱾鳠岬膹姸龋?.y=(L'/V')x-(Wx_W)/V'；L'/V'（或(R+1)/(R)當(dāng)q=1時的特殊形式）4.排除傳質(zhì)阻力后的反應(yīng)動力學(xué)；外擴散和內(nèi)擴散5.p-p；c-c6.K=2Δp/(μr?v)（Δp一次方）；K=2Δp^(1-s)/(μr?v)（Δp的(1-s)次方，s為壓縮指數(shù)）三、計算題1.解：（1）計算管內(nèi)流速：吸入管流速u1=V/(πd12/4)=30/(3600×0.785×0.0812)=1.62m/s壓出管流速u2=V/(πd22/4)=30/(3600×0.785×0.072)=2.17m/s（2）計算雷諾數(shù)判斷流型：吸入管Re1=ρu1d1/μ=850×1.62×0.081/0.03=3713（湍流）壓出管Re2=ρu2d2/μ=850×2.17×0.07/0.03=4327（湍流）（3）計算摩擦系數(shù)λ：ε/d1=0.1/81≈0.00123，查莫狄圖得λ1≈0.023ε/d2=0.1/70≈0.00143，查莫狄圖得λ2≈0.024（4）計算總阻力損失：吸入管阻力：h_f1=λ1(l1/d1)(u12/2g)+ζ彎頭×4×(u12/2g)+ζ閘閥×2×(u12/2g)=0.023×(10/0.081)×(1.622/2×9.81)+(0.75×4+0.17×2)×(1.622/2×9.81)≈0.023×123.46×0.133+3.34×0.133≈0.378+0.444≈0.822m壓出管阻力：h_f2=λ2(l2/d2)(u22/2g)+ζ彎頭×4×(u22/2g)+ζ閘閥×2×(u22/2g)=0.024×(30/0.07)×(2.172/2×9.81)+3.34×(2.172/2×9.81)≈0.024×428.57×0.241+3.34×0.241≈2.47+0.805≈3.275m（5）泵的揚程H=Δz+(u22-u12)/(2g)+h_f1+h_f2=15+(2.172-1.622)/(2×9.81)+0.822+3.275≈15+0.106+4.097≈19.20m2.解：（1）總傳熱系數(shù)K（以管內(nèi)表面積為基準(zhǔn)）：管壁熱阻R_w=d_i/(2λln(d_o/d_i))=0.02/(2×45×ln(0.025/0.02))≈0.02/(90×0.223)≈0.001m2·℃/W總熱阻1/K=1/α_i+R_w+(d_i/d_o)/α_o=1/800+0.001+(0.02/0.025)/10000≈0.00125+0.001+0.00008=0.00233m2·℃/W故K=1/0.00233≈429.2W/(m2·℃)（2）計算傳熱量Q：有機液體質(zhì)量流量m=15×800=12000kg/h=3.333kg/sQ=mc_pΔT=3.333×2500×(80-20)=500,000W=500kW對數(shù)平均溫差ΔT_m=(ΔT1-ΔT2)/ln(ΔT1/ΔT2)=(120-20)-(120-80))/ln(100/40)=60/ln(2.5)≈60/0.916≈65.5℃所需傳熱面積A_req=Q/(KΔT_m)=500000/(429.2×65.5)≈500000/28000≈17.86m2實際傳熱面積A_act=nπd_iL=20×π×0.02×3≈3.77m2比值=A_act/A_req≈3.77/17.86≈0.211（不滿足，需增加管長或管數(shù)）3.解：（1）物料衡算：F=D+W→100=D+WFx_F=Dx_D+Wx_W→100×0.4=0.95D+0.05W解得D=40kmol/h，W=60kmol/h（2）精餾段操作線方程：y=(R/(R+1))x+x_D/(R+1)=2.5/3.5x+0.95/3.5≈0.714x+0.271（3）提餾段操作線方程：L'=L+qF=RD+F=2.5×40+100=200kmol/hV'=V-(1-q)F=V=R+1)D=3.5×40=140kmol/hy=(L'/V')x-(Wx_W)/V'=200/140x-(60×0.05)/140≈1.429x-0.021（4）圖解法步驟：①繪制平衡線：y=αx/(1+(α-1)x)=2.45x/(1+1.45x)②繪制精餾段操作線（0.714x+0.271）和提餾段操作線（1.429x-0.021）③進料線（q=1，垂直線x=x_F=0.4）與兩操作線交點為d點④從(x_D,x_D)開始作階梯，交替于平衡線和操作線之間，直至x≤x_W=0.05⑤理論板數(shù)約為9塊（包括再沸器）4.解：（1）間歇反應(yīng)器：一級反應(yīng)積分式ln(1/(1-x_A))=ktx_A=1-exp(-kt)=1-exp(-0.1×20)=1-0.135=0.865（86.5%）（2）PFR空時τ=∫(0→x_A)(dx_A)/(k(1-x_A))=(1/k)ln(1/(1-x_A))=20min（3）CSTR空時τ'=c_A0x_A/(kc_A0(1-x_A))=x_A/(k(1-x_A))=0.865/(0.1×0.135)≈64.1min（4）體積比較：V_B=vτ=0.5×20=10m3（間歇反應(yīng)器需考慮輔助時間，此處僅計算反應(yīng)時間）；V_PFR=vτ=0.5×20=10m3；V_CSTR=vτ'=0.5×64.1=32.05m3故V_CSTR>V_B≈V_PFR（實際間歇反應(yīng)器體積需加上輔助時間，通常更大）四、分析題（1）控制步驟判斷：總傳質(zhì)系數(shù)1/K_G=1/k_G+1/(Hk_L)，其中H=E/p=4800/101.3≈47.4kmol/(m3·kPa)1/(Hk_L)=1/(47.4×0.002)=10.55m2·s·kPa/kmol1/k_G=1/(2×10??)=5×10?m2·s·kPa/kmol因1/k_G遠大于1/(Hk_L)，故氣膜控制。（2）液相流量計算：入口氣體中SO?摩爾流量V=1000×0.05/22.4≈2.232kmol/h，惰性氣體流量V'=1000×0.95/22.4≈42.41kmol/h出口氣體中SO?流量y2=y1(1-η)=0.05×0.1=0.005（摩爾分數(shù)）最小液氣比(L/V)min=(y1