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1、一填空(1) 在传热实验中用饱和水蒸汽加热空气，总传热系数K接近于空气侧的对流传热系数，而壁温接近于饱和水蒸汽侧流体的温度值。(2) 热传导的基本定律是傅立叶定律。间壁换热器中总传热系数 的数值接近于热阻大 (大、小)一侧的值。间壁换热器管壁温度接近于口值 大(大、小)一侧的流体温度。由W多层等厚平壁构成的导热壁面中所用材料的导热系数愈小则该壁面的热阻愈丄(大、小)， 其两侧的温差愈 大(大、小)(3) 由多层等厚平壁构成的导热壁面中，所用材料的导热系数愈大，则该壁面的热阻愈 小,其两侧的温差愈小 。(4) 在无相变的对流传热过程中，热阻主要集中在滞离层内(或热边界层内)，减少热阻的最有效措施
2、是提高流体湍动稈度。(5) 消除列管式换热器温差应力常用的方法有三种，即在壳体上加膨胀节、采用浮头 式 或 U管式结构：翅片管换热器安装翅片的目的是 增加面积，增强流体的湍动程 度以提高传热系数 。(6) 厚度不同的三种材料构成三层平壁，各层接触良好，已知bbb，导热系数九九九，123123在稳定传热过程中，各层的热阻R RR，各戻导热速率Q = Q = Q。123123(7) 物体辐射能力的大小与 黑度 成正比，还与 温度的四次方 成正比。(8) 写出三种循环型蒸发器的名称中央循环管式、 悬筐式、外加热式 。(9) 在大容积沸腾时液体沸腾曲线包括 自然对流 、 泡核沸腾 和膜状沸腾 三个阶段
3、。实际操作应控制在 泡核沸腾 。在这一阶段内，传热系数随着温度差的增 加而增加 。(10) 传热的基本方式有传导、对流和辐射三种。热传导的基本定律是_傅立叶定律 一 dt其表达式为 dQ=-九d -。on(11) 水在管内作湍流流动，若使流速提高到原来的 2 倍，则其对流传热系数约为原来的1.74 倍：管径改为原来的1/2而流量相同，则其对流传热系数约为原来的3.48倍。(设条件改变后仍在湍流范围)(12) 导热系数的单位为 W/ (m.C),对流传热系数的单位为W/(m2.C),总传热系数的单位为W/ (m2.C)。二、选择1已知当温度为T时，耐火砖的辐射能力大于铝板的辐射能力，则铝的黑度_
4、D_耐火砖 的黑度。A 大于B 等于C 不能确定D 小于2 某一套管换热器，管间用饱和水蒸气加热管内空气(空气在管内作湍流流动)，使空气温 度由20C升至80C，现需空气流量增加为原来的2倍，若要保持空气进出口温度不变，则 此时的传热温差应为原来的 倍。A 1.149B 1.74C 2D 不定3 一定流量的液体在一Q25X2.5mm的直管内作湍流流动，其对流传热系数s=1000W/m2C；如流量与物性都不变，改用一 Q19X2mm的直管，则其a将变为 。A 1259B 1496C 1585D 16784对流传热系数关联式中普兰特准数是表示 C的准数。A对流传热B流动状态C物性影响 D自然对流影
5、响5在蒸气一空气间壁换热过程中，为强化传热，下列技术方案中的一B_在工程上可行。A 提高蒸气流速 B 提高空气流速 C 采用过热蒸气以提高蒸气温度 D 在蒸气一 侧管壁加装翅片，增加冷凝面积6在两灰体间进行辐射传热，两灰体的温度差为50C，现因某种原因，两者的温度各升高 100C，则此时的辐射传热量与原来的辐射传热量相比，应该一B_。A 减小B 增大C 不变7 在单效蒸发器中，将某水溶液从14%连续浓缩至30%，原料液沸点进料，加热蒸汽的温度为96.2C，有效传热温差为11.2C，二次蒸气的温度为75.4C，则溶液的沸点升高为 D C。A 11.2B 20.8C 85D 9.68为蒸发某种粘度
6、随浓度和温度变化较大的溶液，应采用一B_流程。A 并流加料B 逆流加料 C 平流加料D 双效三体并流加料13热气体在套管换热器中用冷水冷却，内管为0 25 mm x 2.5mm钢管，导热系数九二45W/m- K。冷水在管内湍流流动，给热系数二2000W/m2 - K ,热气在环隙中1湍流流动，给热系数Q二50W /m2 - K。不计垢层热阻，试求：2(1) 管壁热阻占总热阻的百分数；(2) 内管中冷水流速提高一倍，总传热系数K有何变化？(3) 内隙中热气体流速提高一倍，总传热系数K有何变化？解：(1)1 d d d 1K 厶 + 芬 In 彗 + -1a d2 九d a1 1 1 11 0.0
7、25 0.025 0.0251x+In+ -20000.022 x 450.0250= 48.3W /m2 - K总热阻丄=0.021m2/wKdd0.0250.025管壁热阻亍In 2二 In2d2 x 450.021= 6.2 x 10-5 m2 - K / W6.2 x 10 -5管壁热阻分率为=3 x 10-3 = 0.3%0.021(2) ax u 0.8.a = 20.8 a = 20.8 x 2000 = 3.48 x 103 W / m 2 K 11K = 1x 0025 + 6.2 x 10-5 + 丄=49.0W / m2 K3.48 x 1030.0250K K49 48
8、.3增加=1.3%曰 K48.3(3) .a = 2o.8a = 2o.8 x50 = 87.1W/m2 K 22K = -1 x 0.025 + 6.2 x 10-5 + = 82.1W / m2 K20000.0287.1K K82.1 - 48.3 “增加=69.6%K48.3由上可知，管壁热阻往往占分率很小，可忽略；提高K值，强化传热，应在a小处着 手。蒸馏一、填空1精馏过程是利用 部分冷凝 和 部分汽化 的原理而进行的。精馏设计中，回流比越 大，所需理论板越少，操作能耗 增加，随着回流比的逐渐增大，操作费和设备费的总 和将呈现 先降后升的变化过程。2精馏设计中，当回流比增大时所需理论
9、板数咸小（增大、减小）,同时蒸馏釜中所需加热蒸 汽消耗量增大 （增大、减小），塔顶冷凝器中冷却介质消耗量减小（增大、减小），所需 塔径增大（增大、减小）。3分离任务要求一定，当回流比一定时，在5种进料状况中，冷液体 进料的q值最大，提馏段操作线与平衡线之间的距离最远 ，分离所需的总理论板如少。4相对挥发度a =1,表示不能用 普通精馏分离 分离，但能用 萃取精馏或恒沸精馏分 离分离。5某二元混合物，进料量为100kmol/h, x =0.6，要求得到塔顶x不小于0.9,则塔顶最大FD产量为 66.7 kmol/h。6精馏操作的依据是混合液中各组分的挥发度差异，实现精馏操作的必要条件包括塔顶液相
10、回流 和 塔底上升蒸气 。7负荷性能图有 五 条线，分别是 液相上限线、 液相上限线、雾沫夹带线 、 漏液线 和 液泛线。p /xy / y8写出相对挥发度的几种表达式口= v /V = A A = A B = Po /Po。AB p / XX / X ABB B A B二、选择1已知q=1.1,则加料中液体量与总加料量之比为C 。A 1.1:1B 1:1.1C 1:1D 0.1:12 精馏中引入回流，下降的液相与上升的汽相发生传质使上升的汽相易挥发组分浓度提高， 最恰当的说法是 D 。A 液相中易挥发组分进入汽相；B 汽相中难挥发组分进入液相；C 液相中易挥发组分和难挥发组分同时进入汽相，但
11、其中易挥发组分较多； D 液相中易挥发组分进入汽相和汽相中难挥发组分进入液相必定同时发生。3某二元混合物，其中A为易挥发组分，液相组成x=0.6，相应的泡点为t,与之相平衡的A1汽相组成yA=0.7,相应的露点为t2，则_A_A t=tB ttD 不确定1 2 1 2 1 24某二元混合物，进料量为1 OOkmol/h, x =0.6，要求得到塔顶x不小于0.9,则塔顶最大FD产量为B。A 6Okmol/h B 66.7kmol/h C 9Okmol/h D 不能定5精馏操作时，若F、D、x、q、R、加料板位置都不变，而将塔顶泡点回流改为冷回流，则塔顶F产品组成x变化为BDA 变小B变大C不变
12、 D不确定6在一二元连续精馏塔的操作中，进料量及组成不变，再沸器热负荷恒定，若回流比减少，则塔 顶温度 A，塔顶低沸点组分浓度B，塔底温度 C，塔底低沸点组分浓度A 。A 升高B下降C不变D不确定7某二元混合物,a=3，全回流条件下x =0.3，则y = B 。n n-1A 0.9B 0.3C 0.854D 0.7948某二元混合物，其中A为易挥发组分，液相组成x=0.4，相应的泡点为t,气相组成为A1yA=0.4，相应的露点组成为t2，则 B 。A t =tB t tC ttD 不能判断1 2 1 2 1 29某二元混合物，a=3，全回流条件下x =0.3，则y = Dnn-1A 0.9B
13、0.3C 0.854D 0.79410精馏的操作线是直线，主要基于以下原因。A理论板假定B 理想物系C塔顶泡点回流D恒摩尔流假设11 某筛板精馏塔在操作一段时间后，分离效率降低，且全塔压降增加，其原因及应采取的 措施是 B 。A塔板受腐蚀，孔径增大，产生漏液，应增加塔釜热负荷B 筛孔被堵塞，孔径减小，孔速增加，雾沫夹带严重，应降低负荷操作C塔板脱落，理论板数减少，应停工检修D 降液管折断，气体短路，需更换降液管12板式塔中操作弹性最大的是B。A筛板塔B浮阀塔 C泡罩塔13下列命题中不正确的为 A 。A上升气速过大会引起漏液B上升气速过大会引起液泛C上升气速过大会使塔板效率下降 D 上升气速过大
14、会造成过量的液沫夹带14二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15下列情况D不是诱发降液管液泛的原因。A液、气负荷过大B过量雾沫夹带 C塔板间距过小D过量漏液吸收一、填空1气体吸收计算中，表示设备（填料）效能高低的一个量是 传质单元高度，而表示传质 任务难易程度的一个量是 传质单元数。2在传质理论中有代表性的三个模型分别为双膜理论、溶质渗透理论、表面更新 理论。3如果板式塔设计不合理或操作不当，可能产生.严重漏液、严重泡沫夹带及液泛等不正常现象，使塔无法工作。4在吸收塔某处，气相主体浓度y=0.025,液相主体浓度x=0.01,气相传质分系数k =2kmol/m2h,气相传质总K =1.5kmol/m2h,则该处气液界面上气相浓度y应为0.01。yyi平衡关系y=0.5x。5逆流操作的吸收塔，当吸收因素A1且填料为无穷高时，气液两相将在塔低 达到平衡。6单向扩散中飘流因子Al。漂流因数可表示为PP ，它反映由于总体流动使传质速/ BM率比单纯分子扩散增加的比率。7在填料塔中用清水吸收混合气中HC1，当水量减少时气相总传质单元数NOG增加。8 一般来说，两组份的等分子反相扩散体现在精汇单元操作中
