化工原理試題庫(kù)答案解析((下冊(cè)),總)

完美WORD完美WORD格式.整理..專業(yè)資料分享..專業(yè)資料分享化工原理試題庫(kù)（下冊(cè)）第一章蒸餾一、選擇題當(dāng)二組分液體混合物的相對(duì)揮發(fā)度為 C 時(shí)，不能用普通精餾方法分離。A.3.0 B.2.0 C.1.0 D.4.0某精餾塔用來(lái)分離雙組分液體混合物，進(jìn)料量為100kmol/h，進(jìn)料組成為0.6要求塔產(chǎn)品濃度不小于0.9，以上組成均為摩爾分率，則塔頂產(chǎn)品最大產(chǎn)量為 B 。A.60.5kmol/h B.66.7Kmol/h C.90.4Kmol/h D.不能確定在t-x-y相圖中，液相與氣相之間量的關(guān)系可按 D 求出。A.拉烏爾定律 B.道爾頓定律 C.亨利定律 D.杠桿規(guī)則q線方程一定通過(guò)X—y直角坐標(biāo)上的點(diǎn) B 。A.(Xw,Xw) B(XF,XF) C(XD,XD) 二元溶液的連續(xù)精餾計(jì)算中，進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)q的變化將引起（ B）的變化Ａ.平衡線Ｂ.操作線與q線 Ｃ.平衡線與操作線Ｄ.平衡線與q線精餾操作是用于分離（B 。Ａ.均相氣體混合物Ｂ.均相液體混合物Ｃ.互不相溶的混合物 Ｄ.氣—液混物混合液兩組分的相對(duì)揮發(fā)度愈小，則表明用蒸餾方法分離該混合液愈 B 。A容易；B困難；C完全；D不完全xxDxWq=1q>1，但回流比取F值相同，則所需理論塔板數(shù)將 B ，塔頂冷凝器熱負(fù)荷 C A 。A變大，B變小，C不變，D不一定

，塔釜再沸器熱負(fù)荷連續(xù)精餾塔操作時(shí)，若減少塔釜加熱蒸汽量，而保持餾出量Ｄ和進(jìn)料狀況（F,不變時(shí)，則L/V B ，L′/V′ A ，x B ，x A 。D WA變大，B變小，C不變，D不一定精餾塔操作時(shí)若Ｆx加料板位置Ｄ和Ｒ不變而使操作壓力減小則x A ，F(xiàn) Dx B 。wA變大，B變小，C不變，D不一定操作中的精餾塔保持FxqD不變?nèi)舨捎玫幕亓鞅萊<Rmin則x B x A 。F D wA變大，B變小，C不變，D不一定恒摩爾流假設(shè)是指A。ABCD在精餾段每層塔板上升蒸汽和下降液體的摩爾流量相等精餾過(guò)程的理論板假設(shè)是指D。A進(jìn)入該板的氣液兩相組成相等B進(jìn)入該板的氣液兩相組成平衡C離開該板的氣液兩相組成相等D離開該板的氣液兩相組成平衡精餾過(guò)程若為飽和液體進(jìn)料，則B。A q=1，L=L‘ BC q=1，L=V D全回流時(shí)的精餾過(guò)程操作方程式為 C 。A y =x By =xn n n-1 nC y =x Dy =xn+1 n n+1 n+1精餾是分離（B）混合物的化工單元操作，其分離依據(jù)是利用混合物中各組分（ D）的差異。A、氣體 、液體 、固體、揮發(fā)度、溶解度、溫度精餾過(guò)程的恒摩爾流假設(shè)是指在精餾段每層塔板（A）相等。A、上升蒸汽的摩爾流量 、上升蒸汽的質(zhì)量流量C、上升蒸汽的體積流量 、上升蒸汽和下降液體的流量精餾過(guò)程中，當(dāng)進(jìn)料為飽和液體時(shí)，以下關(guān)系（B ）成立。、q=0，Lq=1，V=V’C、q=0，L=V 、q=1，L=L‘精餾過(guò)程中，當(dāng)進(jìn)料為飽和蒸汽時(shí)，以下關(guān)系（A）成立。、q=0，L=L‘ 、q=1，V=V’、q=0，L=V 、q=1，L=L‘精餾過(guò)程的理論板假設(shè)是指（D。A、進(jìn)入該板的氣液兩相組成相等 、進(jìn)入該板的氣液兩相組成平C、離開該板的氣液兩相組成相等 、離開該板的氣液兩相組成平衡某二元混合物，若液相組成x為0.45，相應(yīng)的泡點(diǎn)溫度為t；氣相組成y 為0.45，相應(yīng)的露點(diǎn)溫A 1 A度為t，則（ A 。2t t t 1 2 1 2 1 2兩組分物系的相對(duì)揮發(fā)度越小，則表示該物系用蒸餾分離越（ B 。A.容易 困難 完全 不完全精餾塔的操作線是直線，其原因是（ D 。A.理論板假定 理想物系 塔頂泡點(diǎn)回流 恒摩爾流假定分離某兩元混合物，進(jìn)料量為10kmol/h，組成xF

為0.6，若要求餾出液組成不小于0.9，則最大的餾出液量為（A。A.6.67kmol/hB.6kmol/hC.9kmol/hD.不能確定精餾塔中由塔頂往下的第n-1、、n+1層理論板，其氣相組成關(guān)系為（ B 。A.y yy B.y yy C.y yy D.不確定n1 n n1 n1 n n1 n1 n n1在原料量和組成相同的條件下，用簡(jiǎn)單蒸餾所得氣相組成為x ，用平衡蒸餾得氣相組成為x ，若D1 D2兩種蒸餾方法所得氣相量相同，則（ C 。A.x x B.x x C.x x D.不能確定D1 D2 D1 D2 D1 D2在精餾塔的圖解計(jì)算若進(jìn)料熱狀況變,將( B A.平衡線發(fā)生變化 操作線與q線變化C.平衡線和q線變化 平衡線和操作線變化操作中的精餾,若選用的回流比小于最小回流( D ).A.不能操作B.xx均增加C.x、x均不變D.x減小、x 增加DwDwDw操作中的精餾塔，若保持FxD

、x 、不變，減小xw

，則（ C ）A.D增大R減小 B.D減小R不變 C.D減小R增大 D.D不變R增大用某精餾塔分離兩組分溶液，規(guī)定產(chǎn)品組成。當(dāng)進(jìn)料組成為時(shí)XRF1 1X，X〉X，相應(yīng)回流比為R（A。F2 F1 F2 2A.R<R B.R=R .C.R>R 1 2 1 2 1 2用精餾塔完成分離任務(wù)所需的理論板數(shù)為8（包括再沸器，若全塔效率為50%，則塔內(nèi)實(shí)際板數(shù)為（C。A.16B.12層C.14層D.無(wú)法確定在常壓下苯的沸點(diǎn)為80.1℃，環(huán)己烷的沸點(diǎn)為80.73℃，欲使該兩組分混合液得到分離，則宜采用（ C 。A.恒沸精餾 B.普通精餾 C.萃取精餾 水蒸氣精餾精餾操作中，若將進(jìn)料熱狀況由飽和液體改為冷液體進(jìn)料，而其它條件不變，則精餾段操作線斜率（ C，提餾段斜率（ B，精餾段下降液體量（C，提餾段下降液體量（ A 。A.增大 B.減小 C.不變 無(wú)法判斷若連續(xù)精餾過(guò)程的進(jìn)料熱狀況參數(shù)q=1/3，則其中氣相與液相的摩爾數(shù)之比為（ C 。A.1/2 B.1/3 C.2 D.335.溢流液泛是由于（A）造成的。A.降液管通過(guò)能力太小B.液流分布不均勻C.塔板上嚴(yán)重漏液D.液相在塔板間返混直接水蒸氣加熱的精餾塔適用于（分離輕組分水溶液）的情況，直接水蒸氣加熱與間接水蒸氣加熱比較，當(dāng)xD、xW、Rq、α、回收率相同時(shí)，其所需理論板數(shù)要（ A ）A.多 少 C.相等 無(wú)法判斷在精餾塔的設(shè)計(jì)中，設(shè)計(jì)思想是：在全塔汽液兩相總體呈（ A ）接觸，而在每一塊塔板上液兩相以（ C ）方式接觸。A.逆流 B.并流 C.錯(cuò)流 （D）不確定某精餾塔內(nèi)，進(jìn)料熱狀況參數(shù)為1.65，由此可判定物料以（ D ）方式進(jìn)料。（A）飽和蒸汽 （B）飽和液體（C）過(guò)熱蒸汽 （D）冷流體兩組分的相對(duì)揮發(fā)度越小，則表示分離物系越（ D ）A.容易 減少 完全 不完全二、填空題某連續(xù)精餾塔中，若精餾段操作線的截距為零，則餾出液流量為 。當(dāng)分離要求和回流比一定時(shí)， 進(jìn)料的q值最小，此時(shí)分離所需的理論塔板數(shù) 。蒸餾是指 的化工單元操作。在精餾塔實(shí)驗(yàn)中，當(dāng)準(zhǔn)備工作完成之后，開始操作時(shí)的第一項(xiàng)工作應(yīng)該是 。實(shí)現(xiàn)精餾操作的必要條件是 和 。恒摩爾流假設(shè)成立的主要條件是 。某精餾塔設(shè)計(jì)時(shí)，若將塔釜由原來(lái)間接蒸汽加熱改為直接蒸汽加熱，而保持x(F)，Ｄ／Ｆ，ｑ，Ｒx(D)不變，則Ｗ／Ｆ將 ，x(w)將 ，提餾段操作線斜率將 理論板數(shù)將 。在只有一股進(jìn)料無(wú)側(cè)線出料的連續(xù)精餾操作中，當(dāng)體系的壓力、進(jìn)料組成、塔頂、塔底品組成及回流比一定時(shí)，進(jìn)料狀態(tài)q值愈大提餾段的斜率就愈 ，完成相同的分離任務(wù)所需的總理論板數(shù)就愈 故5種進(jìn)料狀態(tài)種中， 進(jìn)料所需的理論板數(shù)最少。直接蒸汽加熱與水蒸汽蒸餾雖都是向釜液直接通入蒸汽，但其目的并不相同。前者是 ，而后者 。V（Ｆ，xq）仍保持不變，F(xiàn)則R ，x ，x ，L′/V′ 。D w操作時(shí)若ＦＤxF加料板位置Ｖ不變而使操作的總壓力增大則x ，Dx W精餾塔的塔頂溫度總低于塔底溫度其原因之一是 原因之二是 。精餾塔設(shè)計(jì)中，回流比越

所需理論板數(shù)越少，操作能。但隨著回流比的逐漸增大，操作費(fèi)用設(shè)備費(fèi)的總和將呈現(xiàn) 變化過(guò)程。恒沸精餾與萃取精餾主要針對(duì) 的物系采取加入第三組分的辦法以改變?cè)锵档?。精餾設(shè)計(jì)中，當(dāng)進(jìn)料為氣液混合物，且氣液摩爾比為 2:3，則進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)q值于 。填料塔用于精餾過(guò)程中，其塔高的計(jì)算采用等板高度法，等板高度是指 填料層高度Z= 。簡(jiǎn) 單 蒸 餾 與 精 餾 的 主 要 區(qū) 別 是精餾的原理是 。精餾過(guò)程的恒摩爾流假設(shè)是。進(jìn)料熱狀況參數(shù)的兩種定義式為q= 和q= ，汽液混合物進(jìn).料時(shí)q值范圍 。精餾操作中，當(dāng)回流比加大時(shí)，表示所需理論板，同時(shí)，蒸餾釜中所需的加熱蒸汽耗量 ，塔頂冷凝器中，冷卻劑消耗，所需塔。精餾設(shè)計(jì)中，隨著回流比的逐漸增大，操作費(fèi)用 ，總費(fèi)用呈現(xiàn) 的變化過(guò)程。精餾操作中，當(dāng)回流比加大時(shí)，表示所需理論板，同時(shí)，蒸餾釜中所需的加熱蒸汽耗量 ，塔頂冷凝器中，冷卻劑消耗，所需塔。（包括塔釜（HETP）＝ ?？倝簽?atm，95℃溫度下苯與甲苯的飽和蒸汽壓分別為1168mmHg與475mmHg，則平衡時(shí)苯的汽相成＝ ，苯的液相組成＝ （均以摩爾分率表示）。苯與甲苯的相對(duì)揮發(fā)度＝ 。精餾處理的物系是 混合物，利用各組分 的不同實(shí)現(xiàn)分離。吸處理的物系混合物，利用各組的不同實(shí)現(xiàn)分離。精餾操作的依據(jù)是 實(shí)現(xiàn)精餾操作的必要條件是 和 。28.氣液兩相呈平衡狀態(tài)時(shí)，氣液兩相溫度 ，液相組成氣相組成。29.用相對(duì)揮發(fā)度α表達(dá)的氣液平衡方程可寫為。根據(jù)α，可用來(lái) ，若α=1，則表示。30.在精餾操作中，若降低操作壓強(qiáng)，則溶液的相對(duì)揮發(fā)度，塔頂溫度，塔釜溫度 ，從平衡角度分析對(duì)該分離過(guò)程 。31.某兩組分體系，相對(duì)揮發(fā)度α=3，在全回流條件下進(jìn)行精餾操作，對(duì)第n、n+1兩層理論板（從塔頂往

＝.

則ｙ ＝

。全回流操作通常適用于ｎ ｎ＋１或。32.精餾和蒸餾的區(qū)別在于；平衡蒸餾和簡(jiǎn)單蒸餾的主要區(qū)別在于。33.精餾塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度，其原因是和。85p0A

113.6kPap0B

46kPa則相對(duì)揮發(fā)度，平衡時(shí)液相組成xA

，氣相組成為y 。A某精餾塔的精餾段操作線方程為y0.72x0.275則該塔的操作回流比為 餾出液組成為 。最小回流比的定義是 ，適宜回流比通常取為 R。min精餾塔進(jìn)料可能有 種不同的熱狀況，當(dāng)進(jìn)料為氣液混合物且氣液摩爾比為時(shí)，則進(jìn)料熱狀況q值為 。2.53（從塔頂往下計(jì)）的液相組成為x 0.4、x 0.流出液組成x為0.9（以上均為摩爾分率，則第3層2 3 D塔板的氣相莫弗里效率為E= 。MV3F、xFL/V 。

q、DRxD

，w在精餾塔設(shè)計(jì)中，若F、xF

、x、xD

R一定，進(jìn)料由原來(lái)的飽和蒸氣改為飽和液體，則所需理論板數(shù)NT

。精餾段上升蒸氣量V 、下降液體量L ；提餾段上升蒸氣量，下降液體量。操作中的精餾塔，增大回流比，其他操作條件不變，則精餾段液氣L/V ，提餾段液氣比/‘ ，x ，x 。D wF、xFL/V 。

q、V不變，若釜液量WxD

，x ，w在連續(xù)精餾塔中，若xF

、x 、R、q、D/F相同，塔釜由直接蒸汽加熱改為間接蒸汽加熱，則所需D理論板數(shù)NT

x 。w恒沸精流與萃取精餾的共同點(diǎn)是 。兩者的主要區(qū)別和 。三、計(jì)算題0.025（以上均為易揮發(fā)組分的摩爾分率，設(shè)滿足恒摩爾流假設(shè)，試計(jì)(1)D/F？（4；(2R2，請(qǐng)分別求出精餾段、提餾段操作方程。用一常壓連續(xù)精餾塔分離苯－甲苯混合液，原料液入塔時(shí)其中蒸氣量和液體量的千摩爾2:360kmol/h，50％，5％，98％(2.5，試求：⑴餾出液和殘液量？⑵R＝2R小時(shí)的操作回流比？⑶該操作條件下，精餾段和提餾段操作線方程式？100kmol/h，x=0.5,F塔頂組成為x=0.98（均為摩爾分?jǐn)?shù)；進(jìn)料為泡點(diǎn)進(jìn)料；塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)回流，D1.8氣相E=0.598%，（1）（2）精mv（3）經(jīng)過(guò)第一塊實(shí)際板氣相濃度的變化。ABA0.40，A0.95（以上均為摩擦分率），q0.6，1.50，試求相對(duì)揮發(fā)度α值？用一提餾塔分離某水溶液（雙組分體系，水為重組分100kmol/h，泡點(diǎn)進(jìn)40％，70％（以上組成均為輕組分的摩爾分率。輕組分回收率為98％，70％，求釜液組成及從塔頂?shù)诙訉?shí)際板下降的液相濃度。用一連續(xù)精餾塔在常壓下分離苯－甲苯液體混和物。在全濃度范圍內(nèi)，體系的平均相對(duì)2.5100kmol/h0.4(摩爾分率)。規(guī)定0.9，95％以上。塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)回流，回1.51）（2）從塔頂開始數(shù)起，離開第二塊板的液相組成（小數(shù)點(diǎn)后取三位數(shù)。X(苯)＝0.7，0.8，現(xiàn)用以下三種方法操作：連續(xù)平衡蒸餾、簡(jiǎn)單蒸餾（微分蒸餾50%的蒸汽冷凝返回塔頂。出冷凝器的蒸汽與冷凝液體呈平衡。對(duì)每種方法進(jìn)料量均為100kmol/h，各為多少？汽化量為多少？已知α=2.46。在常壓連續(xù)精餾塔中，分離苯—甲苯混合液。原料液流量為1000kmol/h，組成為含苯0.48.（摩爾分率，下同）泡點(diǎn)進(jìn)料。餾出液組成為0.9，釜液組成為0.00667，操作回流比為1.52.5（1提餾段操作方程離開第二層理論板（從塔頂往下數(shù)）y2在常壓連續(xù)精餾塔中，分離兩組分理想溶液。原料液組成為0.5（摩爾分率，下同）飽和9.0.9，0.05，2.03.0，（1）（2）板（從塔頂往下數(shù)）的氣相組成y.20.5（摩爾分率，下同0.9，0.0523.0，（1）提餾段操作線方程（2）板（從塔頂往下數(shù)）的氣相組成y。2101.33KPa，84℃，中的組成。(xA

0.818 yA

0.92)0.4（摩爾分率，下同），在常壓下加熱到指定溫度，測(cè)得平x0.257y0.456，試求該條件下的液化率。(q=0.281)24.某兩組分混合氣體，其組成y0.6（摩爾分率3流量冷凝為飽和液體試求此時(shí)的氣液相組成氣液平衡關(guān)系為y0.46x0.549 (x0.5085；y0.783 )5.75kmol/h，y0.723x0.263y1.25x0.018試求精餾段及提餾段的上升蒸汽量。(VV142.3kmol/h)6.0.4（摩爾分率）的甲醇-水混合液。試求進(jìn)料溫40q75.3℃。操作條件下甲醇的汽化潛熱為1055KJ/k2.68KJ/(kg.℃)2320KJ/kg4.19KJ（kg.℃7．24%95%，3%（均為易揮發(fā)組分的摩爾分率）850kmol/h，670kmol/h，試求塔頂、塔釜產(chǎn)品量及回流比。（D=180kmol/h；W=608.6kmol/hR=3.72）用板式精餾塔在常壓下分離苯－甲苯混合液，塔頂為全凝器，塔釜用間接蒸汽加熱，平2.47，150kmol/h摩爾分率）的飽和蒸汽，回流比4，0.97，0.95，塔頂餾出液及塔釜采出液的組成；（2）精餾段及提餾段操作線方程；（3）回流比與最小回流比的比值。（0.928、0.021；精餾線y=0.8x+0.1856、提餾線y=1.534x-0.0112；R/R=1.4）min50%（摩爾％，下同80%，塔頂采用全3，2.5，xw（D=17.0kmol/h,W=83.0kmol/h,x=0.4385）WF=1kmol/s，xF=0.2（摩爾分率，下同），以飽和液體狀態(tài)加入塔中部，塔頂餾出量D=0.3kmol/s，xD=0.6，R=1.2Rmin，系統(tǒng)塔釜用飽和水蒸汽直接通入加熱。試求：（１）蒸汽通入量;（２）提餾段操作線（V=0.57kmol/s；y=2.23x-0.0351）1000kg/h0.3（二硫化碳的質(zhì)量分率，下同）。若要求釜液組成不大于0.05，餾出液中二硫化碳回率為88%。試求餾出液流量和組成。（3.58kmol/h; 0.97）在常壓連續(xù)精餾塔中，分離兩組分理想溶液。原料液組成為摩爾分率，下同），0.9，0.05232板（從塔頂往下計(jì)）的氣相y2 (y1.385x0.0193 ；0.786)0.95，0.04，2，物系的平均相對(duì)揮發(fā)度3.5。塔頂為全凝器。試用逐板計(jì)算法計(jì)算精餾段所需理論板數(shù)。(20.35（摩爾分率，下同）餾出0.9，1.22.0，兩種進(jìn)料狀況下的操作回流比（1）(2.7；4.79)3.0Eml0.6，且已知精餾段操作線方程為y=0.833x+0.15，試求離開塔頂?shù)诙影宓纳仙羝M成y2(0.825)摩爾分率，下同），餾出液組0.951/3（摩爾數(shù)比），2倍，物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.5，上升蒸汽組成y2(0.899)實(shí)驗(yàn)測(cè)得常壓精餾塔在部分回流下，精餾段某相鄰兩板的上升氣相組成分別為y0.88,y0.84253.50.95n n1（摩爾分率），試求以氣相組成表示的第n層板的單板效率Emv。(0.5)A、B0.3，0.9，0.5（A），2.5，下列進(jìn)料情況的精餾段操作線和提餾段操作線。（1）q=2；（2）泡點(diǎn)進(jìn)料；（3）氣液1/2。在一常壓連續(xù)精餾塔中，精餾段操作線方程式和 q線方程式如下：y0.75x0.2075y0.5x1.5xFq=1/3)

(R=3xD

0.83；在一常壓連續(xù)精餾塔中，分離苯－甲苯混合液。塔頂為全凝器，塔釜為間接蒸汽加熱，泡點(diǎn)進(jìn)料。物系的相對(duì)揮發(fā)度α＝2.47（１）xD

0.95，第一塊塔板上的氣相單板效率Emv0.7時(shí)，求第二塊塔板上升蒸汽組成；（２）進(jìn)料量為0.40.93xDxw（３）R4RminR（４）寫出精餾段操作線方程式。(0.9160.9，0.028；1.7；yn10.638xn0.326)150Kmol/h，0.4(2，塔頂、塔底產(chǎn)品流量，Kmol/h；23.精餾段上升蒸汽量和提餾段下降液體量，Kmol/h；4.塔頂?shù)诙K理論板上下降的液相組成。180kmol/h0.4出液中含苯0.95，釜?dú)堃褐泻讲桓哂?.01，進(jìn)料為飽和液體，回流比R=2，求塔頂、塔底兩產(chǎn)品流量及精餾段、提餾段操作線方程式。在常壓連續(xù)精餾塔中分離相對(duì)揮發(fā)度為2.3100kmol/h，且為飽和液體進(jìn)0.4（摩爾分率，下同。塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)回流，塔釜蒸汽間接加熱。要求塔頂餾出液中含苯0.950.04，回流比取最小回流比的1.4倍。計(jì)算（2）推導(dǎo)精餾段、提餾段操作方程式。在常壓連續(xù)精餾塔中分離相對(duì)揮發(fā)度為2.3200kmol/h，且為飽和液體進(jìn)0.4（摩爾分率，下同。塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)回流，塔釜蒸汽間接加熱。要求塔頂餾出液中含苯0.950.05，回流比取最小回流比的1.5倍。計(jì)算（2）實(shí)際回流比、提餾段上升蒸汽流量及其下降液體流量、塔頂苯的回收率。在常壓連續(xù)精餾塔中分離相對(duì)揮發(fā)度為2.3200kmol/h，且為飽和液體進(jìn)0.4（摩爾分率，下同。塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)回流，塔釜蒸汽間接加熱。要求塔頂餾出液中含苯0.950.05，回流比取最小回流比的1.5倍。計(jì)算（2）實(shí)際回流比、提餾段上升蒸汽流量及其下降液體流量、塔頂苯的回收率。連續(xù)、常壓精餾塔中分離某混合液，要求塔頂產(chǎn)品組成為0.940.0（摩爾分率，已知此塔進(jìn)料q線方程為1.22，求：1、精餾段操作線方程；2、若塔底產(chǎn)品量W=150kmol/h，求進(jìn)料量F和塔頂產(chǎn)品量D；3、提餾段操作線方程。0.（摩爾分率，下同液流量為10000.9,易揮發(fā)組分的回收率為90%，泡點(diǎn)進(jìn)料，回流比取最小回流比的1.5α2.5。試求：①塔頂餾出液流量D；②塔釜?dú)堃毫髁縒，組成x；w③回流比R及最小回流比R；min④寫出提餾段操作線方程。苯和甲苯的混合物，其中含苯0.（摩爾分率，下同，流量為1000kmol/，在一連續(xù)、常壓精餾塔中進(jìn)行分離。塔頂采用全凝器，要求塔頂餾出液含苯0.9,苯的回收率為901.5α2.5;求：1、塔頂餾出液流量D；2、塔釜?dú)堃毫髁縒；3、塔頂?shù)诙K理論板上升的蒸汽量V及組成y；2、塔釜上一塊理論板下降的液體量L’及組成xm在一常壓連續(xù)精餾塔中分離某二元混合液，其中含易揮發(fā)組分0.（摩爾分率，下同100，進(jìn)料中蒸汽的摩爾流率占總進(jìn)料量的1/3。塔頂采用全凝器，要求塔頂易揮901.50.064。已知相對(duì)揮發(fā)度α2.5，提餾段內(nèi)上升蒸汽的空塔氣速為2m/s79.1，平均密度1.01kg/m3。試求：⒈塔頂餾出液中輕組分的流量？⒉從塔頂向下第2塊理論板上升的氣相組成？⒊提餾段操作線方程？⒋提餾段塔徑？0.4（摩爾分率、下同，餾出液組成為0.，釜?dú)堃航M成為0.，操作回流比為3.2，塔頂采用全凝器，塔頂采用間接蒸汽加熱，求：回流比為最小回流比的倍數(shù)；塔頂?shù)诙K理論板上下降的液相組成。在連續(xù)精餾塔中，將含苯0.5（摩爾分率）量為100kmol/h，要求塔頂、塔底產(chǎn)品各為50kmol/h，精餾段操作線方程為y=0.833x+0.15。試求塔頂與塔底產(chǎn)品的組成，以及提餾段操作線方程。（提示：提餾段操作線方程為y'

Wx' x ）L'W w在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液，原料液流量為100kmol/h，組成為0.3（率，其精餾段和提餾段操作線方程分別為y0.714x0.257 （1） y1.686x0.0343 （2）1）塔頂流出液流量和精餾段下降液體流量（kmol/h；（2）進(jìn)料熱狀況參數(shù)q。0.（0.04，試分別求以下三種進(jìn)料熱狀況下的最小回流比和全回流下的最小理論板數(shù)。20℃下冷液體；飽和液體；飽和氣體。假設(shè)操作條件下物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.47。原料液的泡點(diǎn)溫度為941.85kJkg，原料液的汽化熱為354kJ/k。0.4苯摩爾分率，下同?；亓鞅热樽钚』亓鞅鹊?.2倍。若要求餾出液組成為0.9，苯的回收率為90別求出泡點(diǎn)下回流時(shí)的精餾段操作線方程和提餾段操作線方程。物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.47。用一連續(xù)精餾塔分離苯—甲苯的混合液，進(jìn)料量為100kmol/h，原料液中含苯0.4，塔頂餾出液中含苯0.9，塔底餾出液中含苯0.（以上均為摩爾分率，原料液為汽液混合進(jìn)料，其中蒸汽占1/（摩爾比。苯—甲苯的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.5，回流比為最小回流比的2倍，塔頂采用全凝器，塔釜間接蒸汽加熱。試求：每小時(shí)餾出液及釜?dú)堃毫?；原料液中汽相及液相組成；回流比；每小時(shí)塔釜產(chǎn)生的蒸汽量及塔頂回流的液體量；離開塔頂?shù)诙永碚摪宓恼羝M成；離開塔釜上一塊理論板的液相組成。苯和甲苯的混合物，其中含苯0.（摩爾分率，下同，流量為1000kmol/h，在一連續(xù)精餾塔中進(jìn)行分離。塔頂采用全凝器，要求塔頂流出液含苯0.9，苯的回收率為0.91.5α2.5。求：塔頂流出液流量D塔釜?dú)堃毫髁縒精餾段上升的蒸汽量V及提餾段下降的液體量。某分離苯﹑1000kmol/h，濃度為0.50.9度不大于0.（皆為苯的摩爾分率，泡點(diǎn)液相進(jìn)料，間接蒸汽加熱，回流比為2。當(dāng)滿足以上工藝要求時(shí)，塔頂﹑塔底產(chǎn)品量各為多少？560kmol/h535kmol/h分離苯﹑10塊塔板，總效率為0.6，泡點(diǎn)液相進(jìn)料，進(jìn)料量為1000kmol/h0.1750.850.1（皆為苯的摩爾分率。該塔的操作回流比為多少？有幾種解法？試對(duì)幾種解法進(jìn)行比較。用該塔將塔頂產(chǎn)品濃度提高到0.99是否可行？若將塔頂產(chǎn)品濃度提高到0.88措施？對(duì)其中較好的一種方案進(jìn)行定性和定量分析。0.85回流比的0.9倍，該塔還能操作嗎？（設(shè)塔板效率不下降。用一連續(xù)精餾塔分離苯—甲苯的混合液，進(jìn)料量為100kmol/h，原料液中含苯0.4，塔頂餾出液中含苯0.9，塔底餾出液中含苯0.（以上均為摩爾分率，原料液為汽液混合進(jìn)料，其中蒸汽占1/（摩爾比。苯—甲苯的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.5，回流比為最小回流比的2倍，塔頂采用全凝器，塔釜間接蒸汽加熱。試求：每小時(shí)餾出液及釜?dú)堃毫浚辉弦褐衅嗉耙合嘟M成；回流比；每小時(shí)塔釜產(chǎn)生的蒸汽量及塔頂回流的液體量；離開塔頂?shù)诙永碚摪宓恼羝M成；離開塔釜上一塊理論板的液相組成。=0.5077，y=0.7201。F F若塔頂產(chǎn)品組成x=0.99，塔底產(chǎn)品的組成為x=0.02，問(wèn)最小回流比為多少？塔底產(chǎn)品的純度如D W何保證?進(jìn)料室的壓強(qiáng)和溫度如何確定。(R=1.271min0.60.982.5。試求：（1）進(jìn)料的汽液相組成；(2)最小回流比。0.490.71；R=1.227)min最小回流比與理論板數(shù)0.02(以Rmin(2)原料為汽液混合物，汽液比為3：4。已知苯—甲苯系統(tǒng)在常壓下的相對(duì)揮發(fā)度為2.5。(R=1.257，N=10，第5塊加料=2.06，N=11，第6塊加)min T min T物料恒算：1kmol/s的飽和汽態(tài)的氨—水混合物進(jìn)人一個(gè)精餾段和提餾段各有1塊理論塔板的精餾塔分離，進(jìn)料中氨的組成為0.001(摩爾分?jǐn)?shù))。塔頂回流為飽和液體，回流量為1.3kmol/s，塔底再沸器產(chǎn)生的汽相量為0.6kmol/s。若操作范圍內(nèi)氨—水溶液的汽液平衡關(guān)系可表示為y=1.26x，求塔頂、塔底的產(chǎn)品組成。(x=1.40210-3，x=8.26710-4)D W操作線方程一連續(xù)精餾塔分離二元理想混合溶液，已知精餾段某層塔板的氣、液相組成分別為0.83和0.70，相鄰上層塔板的液相組成為0.77，而相鄰下層塔板的氣相組成為0.78(以上均為輕組分A的摩爾分?jǐn)?shù)，下同)。塔頂為泡點(diǎn)回流。進(jìn)料為飽和液體，其組成為0.46。若已知塔頂與塔底產(chǎn)量比為2／3，試求：(1)精餾段操作線方程；(2)提餾段操作線方程。(精餾段3y=2x+0.95；提餾段3y=4.5x-0.195)綜合計(jì)算：某一連續(xù)精餾塔分離一種二元理想溶液，已知F=10kmol/s，x=0.95,x=0.1，(以上均為摩F D W=2，1.5(=89.5％；V’=11.07kmol/s;x=0.843)2熱狀況參數(shù)與能耗某苯與甲苯的混合物流量為100kmol／h，苯的濃度為0.3(摩爾分率，下同)，溫度為20℃，采用精餾操作對(duì)其進(jìn)行分離，要求塔頂產(chǎn)品濃度為0.9，苯的回收率為90％，精餾塔在常壓下操作，相對(duì)揮發(fā)度為2.47，試比較當(dāng)N時(shí)，以下三種工況所需要的最低能耗(包括原料預(yù)熱需要的熱量)：(1)20℃加料；預(yù)熱至泡點(diǎn)加料；預(yù)熱至飽和蒸汽加料。已知在操作條件下料液的泡點(diǎn)為98℃，平均比熱容為161.5J/kmol.K，汽化潛熱為32600J/mol。(977.1kW；1110.6kW；l694.7kW)用一連續(xù)操作精餾塔在常壓分離苯—甲苯混合液，原料含苯0.（摩爾分率，下同，塔頂餾處液含苯0.99，塔頂采用全凝器，回流比為最小回流比的1.5成與進(jìn)料組成相同.泡點(diǎn)為92.3¤，用安托尼公式計(jì)算。Logp0=A-B（t+A=6.9121B=1214.64C=221.205有苯和甲苯混合液，含苯0.4，流量1000kmol/h苯0.（以上均為摩爾分率，苯的回收率不低于90%，泡點(diǎn)進(jìn)料，取回流比為最小回流比的1.5倍。2.5。試求：（1D（W與組成（4（5、提餾段操作線方程6、若改用飽和蒸汽進(jìn)料，仍用）中所用的回流比，所需理論板數(shù)為多少？某雙組分混合液，重組分為水。設(shè)計(jì)時(shí)先按如下流程安排（圖中實(shí)線（摩爾分率，下同D=0.9x=0.0S=60kmol/1、塔頂輕組分的回收率2、若保持S、x、qxDxW不變，設(shè)計(jì)時(shí)在塔上部有側(cè)線抽出（如虛線所示，抽出液量為xθ=0.6，則該塔的最小回流比為多少？擬設(shè)計(jì)一常壓連續(xù)精餾塔以分離某易揮發(fā)組分為100kmol/h92901.5倍，全塔效率為0.1（2FxF、NP不變，欲提高此物系易揮發(fā)組分的回收率，試定性說(shuō)明可采用的措施有那些？22、用一連續(xù)精餾塔分離苯與甲苯混合液，原料液中含苯0.40，塔頂餾出液中含苯0.95（以上均為摩爾分率，原料液為汽液混合進(jìn)料，其中蒸汽占1/（摩爾分率，苯—甲苯的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.2、原料液中汽相與液相的組成（、最小回流比（、若塔頂采用全凝器，求從塔頂往下數(shù)第二15泡點(diǎn)進(jìn)料，餾出液含苯975（以上皆為摩爾百分率）1（2、如采用回流比R=4.，求理論板數(shù)及全塔效率（3、如果單板效率等于全塔效率，求提餾段最下一塊板上升蒸汽組成。某精餾塔用于分離苯-甲苯混合液，泡點(diǎn)進(jìn)料，進(jìn)料量為30kmol/h，進(jìn)料中苯的摩爾分率為0.5，塔0.950.101.52.（1、塔頂、塔底的產(chǎn)品量（板，求離開第二板的蒸汽和液體組成。有一二元理想溶液，在連續(xù)精餾塔中精餾。原料掖組成為50（，飽和蒸汽進(jìn)料。原料處理量100kmol50kmol/h，已知精餾段操作線方程為y=0.833x+0.15，塔釜用間接蒸汽加熱，塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)回流。試求1）塔頂、塔底產(chǎn)品組成（用摩爾分率表示（3）（4）3.0，塔頂?shù)谝粔K板的液相莫弗里效率為0.6，求離開塔頂?shù)诙K板的汽相組成。用一連續(xù)精餾塔分離二元理想溶液，進(jìn)料量為100kmol/，進(jìn)料組成為0.（摩爾分率，下同，餾出液組成為0.9，殘液組成為0.1，相對(duì)揮發(fā)度為2.51）餾出液及殘液量（）3）操作回流比為3時(shí)，塔釜每小時(shí)產(chǎn)生計(jì)算第問(wèn)時(shí)做了什么假定？用一連續(xù)精餾塔分離二元理想溶液，進(jìn)料量為100kmol/，進(jìn)料組成為0.（摩爾分率，下同，餾出液組成為0.95，殘液組成為0.0.05，相對(duì)揮發(fā)度為2.5蒸汽加熱。操作回流比為1.61，1）餾出液及殘液量（）提餾段上升蒸汽量（）提餾段操作）最小回流比。用一連續(xù)精餾塔分離苯與甲苯混合液，原料液中含苯0.44，塔頂餾出液中含苯0.96（分率，原料液為汽液混合進(jìn)料，其中周期占1/（摩爾分率，苯—甲苯的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.，回流比為最小回流比的1.51、原料液中汽相與液相的組成（）汽相組成；用一連續(xù)精餾塔分離二元理想溶液，進(jìn)料量為10kmol/，進(jìn)料組成為0.（摩爾分率，下同，餾出液組成為0.6，易揮發(fā)組成的回收率為90%，相對(duì)揮發(fā)度為2.0，飽和蒸汽進(jìn)料，回流比為最小回流比的2倍。塔頂冷凝器為全凝器，塔釜間接蒸汽加熱。試求（）（2）精餾段上升的蒸汽量與提餾段下降的液體量各為多少？用一連續(xù)精餾塔分離苯與甲苯混合液，泡點(diǎn)進(jìn)料，塔頂餾出量為75kmol/（絕壓蒸氣的汽化潛熱為511kcal/kmol，在塔釜溫度下釜液的汽化潛熱為10000kcal/kmol方程為y=0.72x+0.2（）（）離開塔頂?shù)诙永碚摪宓恼羝M成。第二章吸收一、選擇題吸收操作的依據(jù)是（B。Ａ.揮發(fā)度差異Ｂ.溶解度差異Ｃ.溫度差異Ｄ.密度差異在逆流吸收塔中，增加吸收劑用量，而混合氣體的處理量不變， 則該吸收塔中操作方程的斜率會(huì) A 。A.增大 B.減小 C.不變 D.不能確定在吸收系數(shù)的準(zhǔn)數(shù)關(guān)聯(lián)式中，反映物性影響的準(zhǔn)數(shù)是（ B ）A.Sh B.Re C.Ca D.Sc已知SO水溶液在三種溫度tt

下的亨利系數(shù)分別為Ｅ=0.35kPa、E=1.1kPa、2E=0.65kPa則（ A）3

1 2 3 1 2A.t<t

B.t>t

C.t<t

D.t>t1 2 3 2 3 1 1 2在吸收塔中，隨著溶劑溫度升高，氣體在溶劑中的溶解度將會(huì) C 。A.增加 B.不變 C.減小 D.不能確定下述說(shuō)明中正確的是 D 。用水吸收氨屬液膜控制C.用水吸收氧屬難溶氣體的吸收，為氣膜阻力控制D.用水吸收二氧化硫?yàn)榫哂兄械热芙舛鹊臍怏w吸收，氣膜阻力和液膜阻力都不可忽略下述說(shuō)法錯(cuò)誤的是 B 。A.溶解度系數(shù)Ｈ很大，為易溶氣體 B.亨利系數(shù)Ｅ值很大，為易溶氣體C.亨利系數(shù)Ｅ值很大，為難溶氣體 D.相平衡系數(shù)m值很大，為難溶氣擴(kuò)散系數(shù)D( D )。A.擴(kuò)散質(zhì)和擴(kuò)散介質(zhì)的種類 B.體系的溫度C.體系的壓力 D.擴(kuò)散面積吸收塔的操作線是直線，主要基于如下原因（D 。A物理吸收B 化學(xué)吸收 C 高濃度物理吸收 D 低濃度物理吸收吸收操作的作用是分離（A 。A氣體混合物B 液體混合物 C 互不相溶的液體混合物 D 氣液混合物通常所討論的吸收操作中，當(dāng)吸收劑用量趨于最小用量時(shí)，則下列那種情況正確（D?；厥章授呄蜃罡?B.吸收推動(dòng)力趨向最大C.操作最為經(jīng)濟(jì) D.填料層高度趨向無(wú)窮大根據(jù)雙膜理論，吸收質(zhì)從氣相主體轉(zhuǎn)移到液相主體整個(gè)過(guò)程的阻力可歸結(jié)為（C。兩相界面存在的阻力 B.氣液兩相主體中的擴(kuò)散的阻力C.氣液兩相滯流層中分子擴(kuò)散的阻力D.氣相主體的渦流擴(kuò)散阻力根據(jù)雙膜理論，當(dāng)被吸收組分在液體中溶解度很小時(shí)，以液相濃度表示得傳質(zhì)總系數(shù)K( B )kL

LkL大于氣相傳質(zhì)分系數(shù)kG

近似等于氣相傳質(zhì)分系數(shù)kG對(duì)某一汽液平衡物系，在總壓一定時(shí)，溫度升高，則亨利系數(shù)（BＡ.變?。?增大 Ｃ.不變 Ｄ.不確定吸收是分離（ A ）混合物的化工單元操作，其分離依據(jù)是利用混合物中各組分（ E ）的差異。完美完美WORD格式.整理..專業(yè)資料分享..專業(yè)資料分享A、氣體 、液體 、固體、揮發(fā)度、溶解度、溫度為使吸收過(guò)程易于進(jìn)行，采取的措施是( B )。A加壓升溫B加壓降溫C減壓升溫D減壓降溫吸收速率方程式中各吸收系數(shù)之間的關(guān)系是（ A 。A（K）-1G

=（kG

+（Hk）-1L

B （KG

=（HkG

+（k）-1LC （KG

=（kG

+（mk）-1L

D （KG

=（mkG

+（k）-1L根據(jù)雙膜理論，在氣液接觸界面處（ D 。A p =ci B p ＞ci i iC p ＜c Dp =c/Hi i i i物質(zhì)在空氣中的分子擴(kuò)散系數(shù)隨壓強(qiáng)的增大而（C ，隨溫度的升高而（A 。A 增大 B 不變 C 減小 D 無(wú)法判斷根據(jù)雙膜理論，在氣液接觸界面處（D 。A、氣相組成小于液相組成B、氣相組成大于液相組成C、氣相組成等于液相組成D、氣相組成與液相組成平衡為使操作向有利于吸收的方向進(jìn)行，采取的措施是（C。A、加壓和升溫 、減壓和升溫、加壓和降溫 、減壓和降溫對(duì)難溶氣體的吸收過(guò)程，傳質(zhì)阻力主要集中于（B 。A、氣相一側(cè)B、液相一側(cè)C、氣液相界面處D、無(wú)法判斷在吸收過(guò)程中（C）將使體系的相平衡常數(shù)m減小A、加壓和升溫 、減壓和升溫、加壓和降溫 、減壓和降溫對(duì)易溶氣體的吸收過(guò)程，傳質(zhì)阻力主要集中于（A 。A、氣相一側(cè)B、液相一側(cè)C、氣液相界面處D、無(wú)法判斷實(shí)驗(yàn)室用水吸收空氣中的二氧化碳，基本屬于（ B ）吸收控制，其氣膜阻力（ B ）液阻力。汽膜（B）液膜（C）（D）無(wú)法確定②(A)大于 (B)小于 (C)等于 無(wú)法確定在雙組分理想氣體混合物中，組分A的擴(kuò)散系數(shù)是（ C 。A.組分A的物質(zhì)屬性 組分B的物質(zhì)屬性C.系統(tǒng)的物質(zhì)屬性D.僅取決于系統(tǒng)的狀態(tài)含低濃度溶質(zhì)的氣液平衡系統(tǒng)中，溶質(zhì)在氣相中的摩爾組成與其在液相中的摩爾組成的差值為（ D。A.負(fù)值 正值 零 不確定某吸收過(guò)程，已知?dú)饽の障禂?shù)Y為2kmol2.，液膜吸收系數(shù)kX為4kmolm2.該過(guò)程為（D。A.氣膜控制 B.液膜控制 .C.不能確定 雙膜控制含低濃度溶質(zhì)的氣體在逆流吸收塔中進(jìn)行吸收操作，若進(jìn)塔氣體的流量增大，其他操作條件不變，對(duì)于氣膜控制系統(tǒng)，其出塔氣相組成將（ A 。完美WORD完美WORD格式.整理..專業(yè)資料分享..專業(yè)資料分享A.增加 減小 不變 不確定含低濃度溶質(zhì)的氣體在逆流吸收塔中進(jìn)行吸收操作，若進(jìn)塔液體的流量增大，其他操作條件不變，對(duì)于氣膜控制系統(tǒng)，起出塔氣相組成將（ B 。A.增加 減小 不變 不確定在吸收操作中，吸收塔某一截面上的總推動(dòng)力（以氣相組成表示）為（ A 。A，Y-Y* B.Y*-Y C.Y-Yi

D.Y-Yi在逆流吸收塔中，吸收過(guò)程為氣膜控制，若將進(jìn)塔液相組成X2質(zhì)單元數(shù)N將（ C ，氣相出口濃度將（ A 。OG增加 減小 不變 不確定在逆流吸收塔中當(dāng)吸收因數(shù)A1，且填料層高度為無(wú)限高時(shí)，則氣液平衡出現(xiàn)在（C。塔頂 B塔上部 塔底 塔下部Y1其他操作條件不變，則出塔氣相組成Y將（A，吸收率φ（ 。2增加 減小 不變 不確定二、填空題在吸收單元操作中，計(jì)算傳質(zhì)單元數(shù)的方法很多，其中，采用對(duì)數(shù)平均推動(dòng)力法計(jì)算傳質(zhì)單元數(shù)法的前提條件是 。吸收操作是吸收質(zhì)從 轉(zhuǎn)移到 的傳質(zhì)過(guò)程。在吸收操作中壓力 ，溫度 將有利于吸收過(guò)程的進(jìn)行。吸收是指 的化工單元操作。當(dāng)氣體處理量及初、終濃度已被確定，若減少吸收劑用量，操作線的斜率，其結(jié)是使出塔吸收液的濃度 ，而吸收推動(dòng)力相應(yīng) 。用亨利系數(shù)E表達(dá)的亨利定律表達(dá)式為 .在常壓下,20℃時(shí),氨在空氣中的分壓為69.6mmHg,與之平衡的氨水濃度為10(kgNH3E= ,相平衡常數(shù)m= .

(100kg)-1HO).2對(duì)于難溶氣體，吸收時(shí)屬于 控制的吸收，強(qiáng)化吸收的手段是 。吸收操作中溫度不變壓力增大可使相平衡常數(shù) 傳質(zhì)推動(dòng)力 。某氣體用水吸收時(shí)，在一定濃度范圍內(nèi)，其氣液平衡線和操作線均為直線，其平衡線的率可用 常數(shù)表示，而操作線的斜率可用 表示。吸收是指 的過(guò)程，解吸是指 的過(guò)程。溶解度很大的氣體，吸收時(shí)屬于 控制，強(qiáng)化吸收的手是 。在氣體流量，氣相進(jìn)出口組成和液相進(jìn)口組成不變時(shí)，若減少吸收劑用量，則傳質(zhì)推動(dòng)力將 ，操作線將 平衡線。吸收因數(shù)A可以表示為 它在Y—X圖上的幾何意義是 。在一逆流吸收塔中，若吸收劑入塔濃度下降，其它操作條件不變，此時(shí)該塔的吸率 ，塔頂氣體出口濃度 。在低濃度難溶氣體的逆流吸收塔中若其他條件不變而入塔液體量增加則此塔的液相質(zhì)單元數(shù)Ｎ(l)將 ，而氣相總傳質(zhì)單元數(shù)ＮOG將 ，氣體出口濃度ｙ(a) 。對(duì)接近常壓的低濃度溶質(zhì)的氣液平衡系統(tǒng)，當(dāng)總壓增加時(shí)，亨利系數(shù) ，相平衡數(shù)m ，溶解度系數(shù)H （增加、減少、不變。在一逆流吸收塔中，吸收劑溫度降低，其它條件不變，此時(shí)塔頂氣體出口濃度 塔溶液組成 。對(duì)易溶氣體的吸收過(guò)程，阻力主要集中于 。1 1 1 1若傳質(zhì)總系數(shù)與分系數(shù)之間的關(guān)系表示為 ,則其中的 表示 ，當(dāng)K Hk k kG L G G 項(xiàng)可以忽略時(shí)表示該吸收過(guò)程為氣膜控制。1若傳質(zhì)總系數(shù)與分系數(shù)之間的關(guān)系表示為 KL

1Hk kL G

1表示 ，當(dāng)kL 項(xiàng)可以忽略時(shí)表示該吸收過(guò)程為液膜控制。傳質(zhì)單元數(shù)N反映 ,分離任務(wù)所要求的液體濃度變化越OG 過(guò)程的平均推動(dòng)力所需的傳質(zhì)單元數(shù)N越大。OG在填料塔中用水吸收氨欲提高吸收速率增大 的流量比增大 的流量更有效。在低濃度溶質(zhì)的氣液平衡系統(tǒng)當(dāng)總壓操作降低時(shí)亨利系數(shù)E將 相平衡常數(shù)m將 溶解度系數(shù)H將 。亨利定律表達(dá)式Ex，若某氣體在水中的亨利系數(shù)E值很小，說(shuō)明該氣體為 氣體。亨利定律表達(dá)式c，若某氣體在水中的亨利系數(shù)H值很大，說(shuō)明該氣體為 氣體。H在吸收過(guò)程中，K和k是以 和 為推動(dòng)力的吸收系數(shù)，它們的單位Y y是 。1 1 1 1若總吸收系數(shù)和分吸收系數(shù)間的關(guān)系可表示為 ，其中 表示 ，當(dāng)項(xiàng)可忽略是，表示該過(guò)程為氣膜控制。

K k Hk kG G L G1atm20℃kG

0.kmol/ m2atm，液膜吸收系數(shù)為kL

0.25kmol/ m2atm溶質(zhì)的溶解度系數(shù)H150kmol/matm則該溶質(zhì)為 氣體，氣相總吸收系數(shù)K kmol/mh。Y一般而言，兩組分AB的等摩爾相互擴(kuò)散體現(xiàn)在 單元操作中，而組分A在B中單向擴(kuò)散體在 單元操作中。在吸收過(guò)程中，若降低吸收劑用量，對(duì)氣膜控制體系，體積吸收總系K值將 ，對(duì)液膜控制Y物系，體積收總系數(shù)K值將 。Y雙膜理論是將整個(gè)相際傳質(zhì)過(guò)程簡(jiǎn)化為 。吸收塔的操作線方程和操作線是通過(guò) 得到的，它與 、 和 等無(wú)關(guān)。在吸收過(guò)程中，若減小吸收劑的用量，操作線的斜率 ，吸收推動(dòng)力 。L在吸收過(guò)程中，物系平衡關(guān)系可用Y*mX表示，最小液氣比的計(jì)算關(guān)系）=。V min某吸收過(guò)程，用純?nèi)軇┪栈旌蠚怏w中的溶質(zhì)組分A，混合氣進(jìn)塔組成為0.1，出塔組成為0.02（為摩爾比，已知吸收因數(shù)A為，若該吸收過(guò)程所需理論板數(shù)為4層，則需傳質(zhì)單元數(shù)為 。35.三、計(jì)算題在填料塔內(nèi)用清水逆流吸收空氣和氨混合氣中的氨，惰性氣體的處理量為50kmol/h，進(jìn)Y=0.04(1.51H0G

NoG

為4.6，X1

為多少？；(3)填料層高度為多少m?吸收塔中用清水吸收混合氣體中的SO2，氣體與水逆流接觸，氣體(標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài))流量為5000m3/h，SO2(10％，SO295％，101.3KPa，在此條件下，SO2Y*=26.7X，1.54m，A的濃度如圖所示。已知平衡關(guān)系為Y=1.5X。求(1)氣相總傳質(zhì)單元高度；(2)(3)由于法定排放濃度規(guī)定ｙ(2)必須小于0.002畫出填料加高前后吸收操作線的示意圖。1.2m5.4m合物中的溶質(zhì)組分。已知操作壓力為300kpa、溫度為30℃；入塔混合氣體中溶質(zhì)的含量為5（95%0.015（摩爾比；操作條件下的平衡關(guān)系為：Y-2.16X（XY均為摩爾比，總體積吸收系數(shù)Kya為65.5kmol/m^3*h（1）（2）該吸收塔的年處理量（m^3/年7200某混合氣含溶質(zhì)A3%（摩爾分率，在常壓下用清水逆流吸收，回收率為99%，已知在操作條件下平衡關(guān)系為 Y=2.0X，混合氣體流率為G=0.03kmol/m2s，氣相體積傳質(zhì)系數(shù)為KYa=0.04kmol/m3s如果取液氣比為最小液氣比的1.5倍試求（1氣相總傳質(zhì)單元數(shù)填料層高度.10g/Nm3用清水作吸收劑，吸收劑的用量為380kmol/h，是最小吸收劑用量的1.4倍，操作壓力為101.kPa，Y=1.3X，求該塔混和氣體的處理量及總傳質(zhì)單元數(shù)。在常壓逆流填料吸收塔中，用清水吸收焦?fàn)t氣中氨，焦?fàn)t氣處理量為500m3/h，進(jìn)塔氣體組成y1

摩爾分率。氨的回收率為0.99。水的用量為最小用量的1.5爐氣入塔溫度為30℃，空塔氣速為1.1m/s。操作條件下平衡關(guān)系為Y*=1.2X（X,Y為摩爾比KY

a200kmol/m3.h（１NOG

（２）填料層高度Z。在常壓操作的填料吸收塔中用清水吸收焦?fàn)t氣中的氨焦?fàn)t氣處理量為6000m3(標(biāo)準(zhǔn)進(jìn)塔氣體中氨的含量為3%（摩爾分率，氨的吸收率為98%，水的用量為最小用量的1.6倍，操作條件下的平衡關(guān)系為 Y*=1.2X，氣相總傳質(zhì)單元高度為0.65m。試求（1）出塔溶液的組成（2）填料層高度吸收塔處理1500m3混合氣其中含溶質(zhì)組分A 1.5kmol,操作溫度壓強(qiáng)為試求混合氣中組分A的摩爾分率y和摩爾比Y（y＝0.0236,Y=0.0242。已知在101.33kPa及20℃時(shí)，測(cè)得氨在水中的平衡數(shù)據(jù)為：溶液上方氨平衡分壓為0.8kPa1g(NH3)/100g(HO)E、平衡常數(shù)2m以及溶解度系數(shù)H。假定該溶液服從亨利定律(E=76.3kPa m=0.076 H=0.728kmol/kN.m)。常壓、25℃E

大氣壓，溶質(zhì)A的分壓為0.54大氣壓的混合氣體分別與三種溶液接觸：①溶質(zhì)A濃度為 的水溶液；②溶質(zhì)A濃度為的水溶液；③溶質(zhì)A濃度為的水溶液。試判斷上述三種情況下溶質(zhì)A在二相間的轉(zhuǎn)移方向?！玁H3

5%，NH0.5%（以上均為體積%），NH0.01（摩爾分率），氣液3 3Y=2.5X（X,Y為摩爾比試求塔頂和塔底處以ΔY表示的氣相推動(dòng)力(ΔY=0.0273ΔY=0.00526)。1 2A30℃，1000m3/hA0.05，90%，量為120kmol/h，試求塔底吸收液的組成。(X1

=0.015)Y=0.01（摩爾比），99%，操作條件下相平衡1Y=1.0X（X，Y為摩爾比），NOG

；（1）進(jìn)塔液相為純?nèi)軇?/p>

L L=1.25；（2）進(jìn)塔液相為純?nèi)軇?1.0。 ( (1)V V

=15 (2)OGN=99 )OG在逆流操作的填料塔中，用清水吸收空氣中得氨，要求氨的回收率為0.99，已知吸收塔4.5m1.4表示為Y=mX（Y，X為摩爾比）試求填料塔的氣相傳質(zhì)單元高度。(HOG

=0.374m)在逆流填料吸收塔中，用清水吸收空氣 ---氨氣混合氣中得氨氣。進(jìn)塔氣體組成為Y=0.026Y=0.0026100m3/h，清1 2水用量為0.1m3/h。操作壓力為0.95atm，亨利系數(shù)為0.5atm，平衡關(guān)系為直線。填料層1.2m0.2mKY

a(KY

a=374kmol/m3.h)27℃下操作時(shí)混合氣流1200摩爾分率0.8m2，填料層高度為4m氣相體積總系數(shù)KY

a100kmolA氣體組成Y2

和回收率η。(Y=0.00387,η=0.926)2以清水在填料塔內(nèi)逆流吸收空氣～氨混合氣中的氨，進(jìn)塔氣中含氨4.0%（體積），要求0.96，G0.035kmol1.6Y*=0.92XKaY

。試求：①塔底液相濃度X；1Z。(X=0.0283;Z=5.22m)1～NH3

9%，95%，1.2Y*=1.2X0.8mZ。(Z=7.843m)在常壓逆流填料吸收塔中，用清水吸收焦?fàn)t氣中氨，焦?fàn)t氣處理量為500m3/h，進(jìn)塔氣體組成y1

為0.0132（摩爾分率）。氨的回收率為0.99。水的用量為最小用量的1.5倍。焦?fàn)t氣入塔溫度為30℃，空塔氣速為1.1m/s。操作條件下平衡關(guān)系為Y*=1.2X（X,Y為摩爾比）。氣相體積總吸收系數(shù)KY

a為200kmol/m3.h，試求氣相總傳質(zhì)單元數(shù)N ；OG（２）填料層高度Z。(NOG

=10.74; Z=7.68m)SO2000kmol2/h0.5g(SO)/100g(HO)；90kmol/h0.09（SO2 2 2分率），吸收率為0.8。在操作條件下物系平衡關(guān)系為(Y*=18X–0.01)式中Y,X為摩爾比。試分別用平均推動(dòng)力法和吸收因數(shù)法求出氣相總傳質(zhì)單元數(shù)NOG

。(NOG

=6.65)6000m3(標(biāo)準(zhǔn)3%（摩爾分率98%，1.6Y*=1.2X，0.65m（1）出塔溶液的組成（2）填料層高度（X1

=0.0161；Z=5.27m）某混合氣含溶質(zhì)A3%（摩爾分率，在常壓下用清水逆流吸收，回收率為99%，已知在作條件下平衡關(guān)系為 Y*=2.0X，混合氣體流率為G=0.02kmol/m2.s，氣相體積傳質(zhì)系數(shù)為K=0.04kmol/3.s1.5（（2）Ya填料層高度 (X1

=0.0103, Z=5.204m)0.048（摩爾分率），921.6Y*=2.5X，氣相總傳質(zhì)單元高度為0.62米。試求填料層高。(2.985m)一逆流操作的常壓填料吸收塔，用清水吸收混合氣中的氨氣?；旌蠚饬髁繛闇?zhǔn)狀態(tài)），15g/m398%，操作條件下的相平衡關(guān)Y=1.2X3.6m3/h。試求：（1）吸收液出塔濃度（摩爾比）；（2）操作液氣比為最小液氣比的若干倍。(0.01083；1.554)306000m3（標(biāo)體積%），要求氨的吸收率不低于98%。水的用量為最1.61.0m/s。已知操作條件下的平衡關(guān)系為Y=1.2XK=0.06kmol/(m3.s)分別用對(duì)數(shù)平均推動(dòng)力法及吸收因數(shù)法求氣相總傳Ya質(zhì)單元數(shù)；（2）填料層高度。（8.1；5.2m）AA2.5%（體積%），A75%1.5衡方程為Y=1.6X。試求：（1）氣相總傳質(zhì)單元數(shù)N；（2）若A組分的吸收率要求提高到OG95%，其它條件不變，氣相總傳質(zhì)單元數(shù)又為若干。(2.59；6.4)在一填料塔中用清水逆流吸收空氣-氨混合氣體中的氨入塔混合氣體含氨摩爾分率，下同，要求氨的回收率不低于95%，出塔吸收液含氨不低于4%，操作條件下氣液平衡關(guān)系為Y=0.95X，求1）最小液氣比及適宜液氣比（2）總傳質(zhì)單元數(shù)（3）若填料層為無(wú)限高時(shí)出塔氣體和液體的極限組成。(0.9、1.19；7.84； 0、 0.044)用清水逆流吸收混合氣體中的有害組分A?；旌蠚饬髁繛?500Nm3/h，其中A的含量為0.05(Y=1.4XKa=200Kmol/(m3.h)0.8m。Y1.2，A96％，求：1.組成；2.傳質(zhì)單元數(shù)；3.填料層高度，m。在一逆流操作的填料吸收塔中（操作溫度300，壓強(qiáng)110kP，用清水吸收混合氣中的氨，混合氣流量4000m/，其中含氨8（體積分率，操作條件下物系的平衡關(guān)系Y*=1.4Ka=0.08kmol（m3.，塔徑為1，填料層高度為7。若實(shí)際液氣比取為1.，計(jì)算此時(shí)氨的回收率。Y在一逆流填料吸收塔中用清水吸收某混合氣中的A2000/hA6（體積分率，操作溫度為300k，壓強(qiáng)110kPa，要求A的吸收率95%，平衡關(guān)系Y*數(shù)Ka=0.04kmol/m3.s,塔徑為1m，求需填料層高度。Y

=2X，已知?dú)庀嗫傮w積吸收系在一逆流操作的填料吸收塔中（操作溫度310，壓強(qiáng)110kP，用清水吸收混合氣中的氨，混合氣流量36003/，其中含氨8（體積分率，要求氨的回收率90%，操作條件下物系的平衡關(guān)系Y*=1.4。已知?dú)庀嗫傮w積吸收系數(shù)Ka=0.08kmol3.s，塔徑為1，水的用量取最小用量的1.3高度。在一逆流操作的填料吸收塔中（操作溫度300，壓強(qiáng)110kP，用清水吸收混合氣中的氨，混合氣流量4000m/，其中含氨8（體積分率，操作條件下物系的平衡關(guān)系Y*=1.4Ka=0.08kmol（m3.，塔徑為1，填料層高度為7。若實(shí)際液氣比取為1.，計(jì)算此時(shí)氨的回收率。Y在逆流填料吸收塔中，用清水吸收含氨5%（體積）2826標(biāo)準(zhǔn)m/h，氣體的空塔氣速為1m/（標(biāo)準(zhǔn)狀況下,平衡關(guān)系為Y=1.2（摩爾比，氣象總體及吸收系數(shù)為180kmol/(m3,h)，吸收劑用量為最小吸收劑用量的1.4倍，要求吸收率為98X12、氣相總傳質(zhì)單元高度HOG；3、氣相總傳質(zhì)單元數(shù)NOG；4、填料層高度Z。0.03（摩爾分率）混合氣中的甲醇。進(jìn)塔氣體的流量為1322標(biāo)準(zhǔn)m3/h。要求甲醇90％，操作條件下氣液平衡關(guān)系為Y=1.18X2.2×10-2kmol/?1m1.8①出塔液相濃度；②最小液氣比；③傳質(zhì)單元數(shù)；④所需填料層高度。在常壓逆流填料吸收塔中，用含氨摩爾分?jǐn)?shù)，下同）的稀氨水吸收含氨5%的空氣－氨混合氣體2300標(biāo)準(zhǔn)狀況下1平衡關(guān)系為1.2（摩爾比，氣相總體積吸收系數(shù)為18Kmo/3)，吸收劑用量為最小用量的1.5試求：①塔底溶液的濃度；②吸收塔的塔徑；③填料層高度。在常壓逆流填料吸收塔中，用清水吸收含氨體積分?jǐn)?shù)）的空氣－氨混合氣體中的氨，操作溫度為25℃30003/h·m＝1.2（摩爾比氣相總體積吸收系數(shù)為180kmol/(·h)1.590⒈塔底溶液的最大濃度？⒉填料層高度⒊若填料層高度增加2m，則回收率增加多少？填料吸收塔某截面上的氣、液相組成為y=0.05，x=0.01（皆為溶質(zhì)摩爾分率）氣膜體積吸收系數(shù)kαy=0.03kmol/m3skα=0.02kmol/m3sy=2.0x，試x求兩相間的傳質(zhì)總推動(dòng)力、總阻力、傳質(zhì)速率以及各相阻力的分配。在填料吸收塔中，用潛水吸收含有溶質(zhì)A的氣體混合物，兩相逆流操作。進(jìn)塔氣體初始濃度為體積%Y=3.04和2出口組成。在填料塔中用循環(huán)溶劑吸收混合氣體中的溶質(zhì)。進(jìn)塔氣體組成為0.09（溶質(zhì)摩爾分率21.74g/kgy*=0.86xL/V0.9（空氣5800kg/（m2.，氣相總傳質(zhì)單元高度H=0.5。當(dāng)操作壓強(qiáng)為110kPa時(shí)，該物系的相平衡常數(shù)m=，試求：OG氣膜體積吸收系數(shù)kα（kmol/m3kP；G90%99%，填料層高度的變化。在填料塔中用純?nèi)軇┪漳郴旌蠚怏w中的溶質(zhì)組分。進(jìn)塔氣體組成為0.0（摩爾比，下同，液氣比為1.5。操作條件下的相平衡關(guān)系為Y=1.5X。當(dāng)兩相逆流操作時(shí)出塔氣體的濃度為0.005并流操作時(shí)，試求氣體出塔組成和吸收平均推動(dòng)力。5m1.0率可達(dá)90%。在操作條件下，溶質(zhì)回收率可提高到95%，試問(wèn)此填料的體積吸收總系數(shù)為原來(lái)的多少倍？在逆流操作的填料吸收塔中氣相總傳質(zhì)單元高度H為0.875m。在操作條件下的相平衡關(guān)系為Y=0.15X，試求：OG氣相總傳質(zhì)單元數(shù)和填料層高度；若改用板式塔，試求理論板數(shù)和原填料理論板當(dāng)量高度。

摩爾比，A1500Nm3/hA0.05（摩爾分率Y=1.4X，總體積吸收系數(shù)Kα=20Kmol/(m3.h0.8m。Y若取吸收劑用量為最小吸收劑用量的1.2倍，組分的回收率不低于96%，求：1、每小時(shí)送入吸收塔頂?shù)那逅浚?、吸收液的濃度；3、傳質(zhì)單元數(shù)；4、填料層高度。用清水逆流吸收混合氣體中的有害組分1500N3/hA的含量為0.0（摩爾分率Y=1.4KYα=20Kmol/(m3.h0.8m。若取吸收劑用量為最小吸收1.296%，求：（1）2）（）填料層高度在一逆流吸收塔中用三乙醇胺水溶液吸收混于氣態(tài)烴中的H2，進(jìn)塔氣相含S2.91（體積，要求吸收率不低于99%，操作溫度300K，壓強(qiáng)為101.33kPa，平衡關(guān)系為Y*=2X中HS濃度為0.013kml(HS)/kmol（溶劑。已知單位塔截面上單位時(shí)間流過(guò)的惰性氣體量為2 20.015kmol/(m2.s)，氣相體積吸收總系數(shù)為0.000395kmol/(m3.s.kPa)。求所需填料層高度。一逆流吸收塔中用三乙醇胺水溶液吸收混于氣態(tài)烴中的HS，進(jìn)塔氣相含HS2.91（體積，要求吸收2 2率不低于99%，操作溫度300K，壓強(qiáng)為101.33kPa，平衡關(guān)系為Y*=2X，進(jìn)塔液體為新鮮溶劑，出塔液體中HS濃度為0.013kml(HS)/kmol（。已知單位塔截面上單位時(shí)間流過(guò)的惰性氣體量為2 20.015kmol/(m2.s)，氣相體積吸收總系數(shù)為0.000395kmol/(m3.s.kPa)。求所需填料層高度。0.81200Kg/hSO標(biāo)準(zhǔn)2混合氣含SO1.3（體積，要求回收率為99.520℃1at，平衡關(guān)系為y=0.75，總體積2傳質(zhì)系數(shù)Kα=0.055Kmol/(m3.s.atm)，求液體出口濃度和填料高度。Y系數(shù)為Kα=250kmol/m3.h0.91.25y倍，求填料層高度。在逆流操作的填料吸收塔中，用純?nèi)軇┪栈旌蠚庵械娜苜|(zhì)組分A，操作條件下的氣液平衡關(guān)系可表。吸收劑用量為最小用量的1.5H1.2mOG吸收率為90%，求所需填料層高度。第三章氣液分離設(shè)備一、選擇題下述說(shuō)法中錯(cuò)誤的是（D ）。A.板式塔內(nèi)氣液逐級(jí)接觸，填料塔內(nèi)氣液連續(xù)接觸B.精餾用板式塔，吸收用填料塔C.精餾既可以用板式塔，又可以用填料塔D.吸收既可以用板式塔，也可以用填料塔23.下列屬于錯(cuò)流塔板的有（ 。A.柵板 B.浮閥塔板 C.淋降板 D.泡罩塔板下面三類塔板相比較，操作彈性最大的是 B ，單板壓降最小的是 A ，造價(jià)最低的是A 。A.篩板塔 浮閥塔 泡罩塔在板式塔設(shè)計(jì)中，加大板間距，負(fù)荷性能圖中有關(guān)曲線的變化趨勢(shì)是：液泛線 A ，霧沫夾帶線A，漏液線B。A.上移B.不變C.下移D.不確定二、填空題 、 、 。填料塔的塔徑與填料直徑之比不能太小，一般認(rèn)為比值至少要等于 。填料塔適的空塔氣速一般可取 氣速的50%~80%。篩板塔兩相接觸的傳質(zhì)面積為 。若處理的液體量很大或塔徑很大時(shí)，一般用 ，以達(dá)到 的目的。板式塔與填料塔比較：精餾操作中，對(duì)易起泡體系應(yīng)選用 塔更適合；對(duì)熱敏性系，精餾塔此時(shí)應(yīng)選用 塔更適合。填料塔的持液量增加，則壓降 ，動(dòng)力消耗 ，汽液允許流度 。寫出三種常見(jiàn)填料的名稱 、 、 。寫出三種常用板式塔的名稱 、 、 。9.塔板負(fù)荷性能圖由、、、、線所組成。10.板式塔的全塔效率是指與之比。11.實(shí)體填料的類型有（寫出三種）12.板式塔的三種不正常操作現(xiàn)象是、和。13.式塔的單板效率是指氣相（或液相）與之9.塔板負(fù)荷性能圖由、、、、線所組成。10.板式塔的全塔效率是指與之比。11.實(shí)體填料的類型有（寫出三種）12.板式塔的三種不正常操作現(xiàn)象是、和。13.式塔的單板效率是指氣相（或液相）與之比。14.生產(chǎn)中常用的三種塔板型式是。線：液泛線： 、 、 。板式塔的設(shè)計(jì)原則是：總體上 。18.評(píng)價(jià)氣液傳質(zhì)設(shè)備性能的主要指標(biāo)是、、、和。19.按結(jié)構(gòu)塔設(shè)備分為和。按氣液接觸方式分為和。填料塔是接觸式氣液傳質(zhì)設(shè)備，塔內(nèi) 為連續(xù)相，為分散相。錯(cuò)流板式塔是接觸式氣液傳質(zhì)設(shè)備，塔內(nèi) 為連續(xù)相，為分散相。20.工業(yè)上應(yīng)用最廣泛的板式塔類型 、、 、和 。21.板式塔操作中可能出現(xiàn)的非理想流動(dòng)有、 、18.評(píng)價(jià)氣液傳質(zhì)設(shè)備性能的主要指標(biāo)是、、、和。19.按結(jié)構(gòu)塔設(shè)備分為和。按氣液接觸方式分為和。填料塔是接觸式氣液傳質(zhì)設(shè)備，塔內(nèi) 為連續(xù)相，為分散相。錯(cuò)流板式塔是接觸式氣液傳質(zhì)設(shè)備，塔內(nèi) 為連續(xù)相，為分散相。20.工業(yè)上應(yīng)用最廣泛的板式塔類型 、、 、和 。21.板式塔操作中可能出現(xiàn)的非理想流動(dòng)有、 、、和 。22.板式塔設(shè)計(jì)中，加大板間距的優(yōu)點(diǎn)是 和。缺點(diǎn) 。氣體通過(guò)塔板的阻力可視作的阻力的阻力之和。

，在每層塔板上23.板式塔的負(fù)荷性能圖由型、、、和五條曲線包圍的區(qū)域構(gòu)成。24.負(fù)荷性能圖的作用是、和。25.評(píng)價(jià)填料性能優(yōu)略的主要參數(shù)為、和。26.在填料塔的P/zu曲線上有 和 兩個(gè)折點(diǎn)該兩個(gè)折點(diǎn)將曲線分為三個(gè)區(qū)們分別是 、 、 ；塔的操作應(yīng)在 。三、計(jì)算題四、簡(jiǎn)答題1.塔板負(fù)荷性能圖是由哪幾條線組成的？第四章萃取一、選擇題與單級(jí)萃取相比，如溶劑比、萃取比、萃取相濃度相同，則多級(jí)逆流萃取可使萃余分率（ 。Ａ.增大； Ｂ.減小; Ｃ.基本不變; Ｄ.增大、減小均有可能。在B-S部分互溶的萃取過(guò)程中，若加入的純?nèi)軇┝吭黾佣渌僮鳁l件不變，則萃取濃度ｙ’（ 。Ａ.增大； Ｂ.減小; Ｃ.不變; Ｄ.變化趨勢(shì)不確定。以下不屬于萃取相平衡關(guān)系的曲線為（ 。A.溶解度曲線 B.操作線 C.聯(lián)接線 D.分配曲線在進(jìn)行萃取操作時(shí)，應(yīng)使（ 。A.分配系數(shù)大于1 B.分配系數(shù)小于1C.選擇性系數(shù)大于1 D.選擇性系數(shù)小于1在BS部分互溶物系中加入溶質(zhì)A，將使BS互溶度( )；降低操作溫度S溶度將( )A.增大 B.減小 C.不變 D.無(wú)法判斷對(duì)B、S部分互溶物系進(jìn)行單級(jí)萃取，若原料液量及組成不變，而萃取劑S的量增加時(shí)萃取相組成( )，萃取液組成( )A.增大 B.減小 C.不變 D.無(wú)法判斷在萃取過(guò)程中，若F相量，則（）A、F+R=MB、F+S=MC、F+E=MD、S+E=M在萃取過(guò)程中若F代表原料液量S代表萃取劑量代表萃取液量代表萃余液量則（ ）S+R‘=F E’+S=F 、R‘+E’=F 、S+E‘=R’在萃取過(guò)程中若F代表原料液量S代表萃取劑量代表萃取液量代表萃余液量則（ ）、S+R‘=F 、E’+S=F R‘+E’=F S+E‘=R’x及萃余相組成xAF A純?nèi)軇?，則萃取相組成y將 ，萃取液與萃余液量E‘/R‘的比值將 。AA.增大 不變 降低 不一定用萃取劑S對(duì)B混合液進(jìn)行單級(jí)萃取，當(dāng)萃取劑用量加大時(shí)Fx保持不變，則所得萃取液的組F成y‘將 ，萃取率將 。AA.增大 減小 不變 不一定對(duì)于一定的物系，影響萃取分離效果的主要因素是 與 。A.溫度 原料液量F 萃取劑量S 溶劑比S/F二、填空題稀釋劑B與萃取劑S的互溶度愈 ，操作溫度愈 ，兩相區(qū)面積就愈 ，愈不利于萃取分離。在萃取塔實(shí)驗(yàn)中，維持塔內(nèi)兩相界面穩(wěn)定的較好一種方法是 。在多級(jí)錯(cuò)流萃取過(guò)程的計(jì)算中，每使用一次平衡關(guān)系（即聯(lián)結(jié)線，說(shuō)明需要 。三角形坐標(biāo)圖上任一邊上的點(diǎn)代表一個(gè) 元混合液組成點(diǎn)，三角形內(nèi)的任一點(diǎn)代表一個(gè) 混合液組成點(diǎn)，三角形的任一頂點(diǎn)代表一個(gè) 組成點(diǎn)，在多級(jí)逆流萃取中，欲達(dá)到同樣的分離程度，溶劑比愈大則所需理論級(jí)數(shù)愈 。萃取是利用 的過(guò)程。在單級(jí)萃取器中用純?nèi)軇㏒提取兩組分混合液中的組分A，測(cè)得萃取相和萃余相中組分A的質(zhì)量分率0.390.20。操作條件下BSAkA8.=，溶劑的選擇性系數(shù)β=。9.萃取操作中，稀釋劑與萃取劑的互溶度愈，選擇性系數(shù)β愈，得到的萃取液組成愈 。10.萃取劑S與稀釋劑的B的互溶度愈，分層區(qū)面積愈，可能得到的萃取液的最高組成‘ 愈 。max11.若萃取相和萃余相在脫溶劑后具有相同的組成，并且等于原料液的組成，則說(shuō)明萃取劑的選擇性系β= 。12.當(dāng)萃取劑的用量為最小時(shí)，將出現(xiàn)，此時(shí)所需的理論級(jí)數(shù)為。13.選擇萃取劑應(yīng)考慮的主要因素有、、14.與 。15.萃取中根據(jù)兩相接觸方式的不同，分為和；根據(jù)加料方式的不同，級(jí)式萃取又分為 、和。16.多級(jí)錯(cuò)流萃取的特點(diǎn)是 、、和。17.多級(jí)逆流萃取的特點(diǎn)是 、、和 。18.為提高萃取分離效果，分散相應(yīng)選擇與的液相。三、計(jì)算題在多級(jí)逆流萃取設(shè)備中，將A、BS40kg/h。BS稀釋劑B60kg/h，分配系數(shù)KYA/XA1.5（YX）進(jìn)料組成XF=0.425kgA/kgB，要Xn0.075kgA/kgB，試求所需的理論級(jí)數(shù)。用純?nèi)軇㏒BS示相組成的分配系數(shù)K=4。已知：混合液由100gB及15gA組成，試比較如下三種操作所得最終萃余相的組成。100gS100gS100gS6m的填料塔中用純?nèi)軇㏒萃取B混合液中的溶質(zhì)S兩相的平衡方程為Y=0.8（X均為質(zhì)量比組成，下同，要求從F=0.65降至Xn0.05，操作溶劑比S/B=1.25，試求：溶劑實(shí)際用量為最小用量的倍數(shù)；填料層的HORHETS。45BAXF=0.3。操作條件下組分B、S可視為完全不互溶，且兩相的平衡方程為Y=1.2X。試求組分A的萃出率φA。對(duì)于上題的體系，為提高組分A45kg/h45kg/h在傳質(zhì)單元數(shù)NOR=24m1200，其中乙醛的質(zhì)量分率為0.05，要求最終萃余相中乙醛含量不高于0.005，操作溶劑比為0.455條件下水和甲苯可視為完全不互溶，且兩相的平衡方程為Y=2.2X均為質(zhì)量比組成，下同，試求：操作溶劑比為最小溶劑比的的倍數(shù)及水的用量；填料層的HOR及理論級(jí)當(dāng)量高度要求從F=0.65降至Xn0.05S/B=1.2HET。第五章干燥一、選擇題

H

的濕空氣經(jīng)過(guò)間壁蒸汽加熱的預(yù)熱器后,空氣的溫度0 0 0tH

則 B 。1H>H

1>

1C.H<H D.1 0 0 1 1 0 0< 1物料的平衡水分一定是（C）A.非結(jié)合水分B.自由水分C.結(jié)合水分 D.臨界水分H—I（C）水汽分壓P，濕度H B.露點(diǎn)t，濕度HdC.濕球溫度t，干球溫度t D.焓I，濕球溫度tw w4.濕空氣通過(guò)換熱器預(yù)熱時(shí)，該過(guò)程的經(jīng)歷為（B ）A.等焓過(guò)程B.等相對(duì)濕度過(guò)程C.等容過(guò)程 D.等濕度過(guò)程空氣的飽和濕度Hs是濕空氣的如下參數(shù)的函數(shù)：( A )?？倝杭案汕驕囟?； B.總壓及濕球溫度；C.總壓及露點(diǎn)； D.濕球溫度及焓。已知濕空氣的下列哪兩個(gè)參數(shù)，利用t-H圖或H-I圖，可以查得其他未知參數(shù)( A )。tt,t) B.(t,H) C.(p ,H) D.(I ,t)wdw對(duì)于一定干球溫度的空氣，當(dāng)其相對(duì)濕度愈低時(shí)，其濕球溫度：( A )。A.愈高 B.愈低 C.不變 D.不一定，尚與其它因素有關(guān)。對(duì)濕空氣的預(yù)熱過(guò)程，隨溫度的提高空氣的濕度B ，相對(duì)濕度 C ，焓值A(chǔ) 。A 增大 B 不變 C 減小 D 無(wú)法判斷物料中的水分超過(guò)X*的那部分水分稱為 D 。A平衡水分 B 結(jié)合水分 C非結(jié)合水分 D自由水分在濕空氣的HI圖上，已知濕空氣的兩個(gè)參數(shù)（B，即可確定濕空氣的狀態(tài)點(diǎn)。H和t 、t和t 、p和H 、I和td W W在等焓干燥過(guò)程中，濕空氣的溫度（C ，濕空氣的濕度（ A，濕空氣的相對(duì)濕度（A 。A、增加 、不變 、降低 、無(wú)法判斷露點(diǎn)是指濕空氣在（B）達(dá)到飽和時(shí)的溫度。、等溫增濕、等濕降溫、等濕升溫 D、等溫減濕已知濕空氣的如下兩個(gè)參數(shù)，便可確定其它參數(shù)（ C 。A.H，p B.C.D.d as濕空氣在預(yù)熱過(guò)程中不變的參數(shù)是（ D 。A.焓 相對(duì)濕度 濕球溫度 露點(diǎn)當(dāng)空氣的相對(duì)濕度時(shí)，則其三個(gè)溫度t干球溫度tw濕球溫度td點(diǎn)之間的關(guān)系為。完美完美WORD格式.整理..專業(yè)資料分享..專業(yè)資料分享t=t=t

t>t>t

t<t<t

t>t=tw d w d w d w d物料的非結(jié)合水分一定( B 。A．結(jié)合水分 B.自由水分 臨界水分 D.平衡水分同一物料，如恒速階段的干燥速率加快，則該物料的臨界含水量將（ C 。A.不變 減小 增大 不一定已知物料的臨界含水