@[T]A-B-I-001 2 5 2
用一精馏塔来分离某液体混合液，若塔顶使用全凝器，要求塔顶产品量为120kg/h，回流液量为其3倍，冷凝器中冷却水的进口温度为293K ，进出口温差控制在10K 之内，若已知该产品的汽化潜热为538kJ/kg，水的比热为4.18kJ/(kg.℃) ，试求冷却水的消耗量。[T/]
[D]解：塔顶蒸汽冷凝时放出的热量为：
Q h =V ⨯r =(R +1)D ⨯r =4⨯120⨯538=258240kJ /h
冷却水吸收的热量等于蒸汽冷凝放出的热量，故
Q C =W C C PC ∆t =W C ⨯4. 18⨯10=258240
W C =6178Kg /h
答：冷却水的消耗量为6178kg/h。
评分标准：公式正确0.2，过程正确0.5，答案正确0.2，答正确0.1。[D/]#13
[T]A-B-I-001 2 5 3
连续精馏塔分离苯—甲苯混合液，泡点进料，塔顶产品为51kmol/h，回流比为3.5，塔底几
6乎为纯甲苯。加热蒸汽绝压为200kPa ，再沸器热损失为1.5×10kJ/h，已知甲苯的汽化潜
热为360kJ/kg，绝压为200kPa 的蒸汽的汽化潜热为2204.6kJ/kg。求再沸器的热负荷及加热蒸汽的消耗量。[T/]
[D]解：再沸器的热负荷Q B =V (I V ' -I W ) +Q L
提馏段的蒸汽量: '
V ' =V -(1-q ) F =V =(R +1) D =4. 5⨯51=229. 5kmol /h
I V ' -I W =r 甲苯=360⨯92=33120kJ /kmol
代入上式，得Q B =V (I V ' -I W ) +Q L =229. 5⨯33120+1. 5⨯10≈9. 1⨯10kJ /h ' 66
Q B 9. 1⨯106
加热蒸汽的消耗量G ==≈4127. 7kg /h r 蒸汽2204. 6
答：再沸器的热负荷为9.1×10kJ/h，加热蒸汽的消耗量为4127.7kg/h。
评分标准：公式正确0.2，过程正确0.5，答案正确0.2，答正确0.1。[D/]#13
@[T]A-B-I-002 2 2 4
某二元理想物系的相对挥发度为2.5，全回流操作时，已知塔内某块理论板的气相组成为0.625，则下层塔板的气相组成为( ) 。
A 、 0.4
B 、 0.5
C 、 0.3
D 、 0.45
[T/] 6
[D]A[D/]
[T]A-B-I-002 2 2 2
在107kPa 的压力下，苯和甲苯混合液在96℃下沸腾，苯在96℃时的饱和蒸汽压为161kPa ，甲苯的饱和蒸汽压为65.5kPa ，则苯在液相中的摩尔组成为( ) 。
A 、 0.655
B 、 0.435
C 、 0.565
D 、 0.345
[T/]
[D]B[D/]
[T]A-B-I-002 2 7 4
若精馏塔塔顶某理论板上气相露点温度为t 1，液相泡点温度为t 2；塔底理论板上气相露点温度为t 3，液相泡点温度为t 4。则以下关系式正确的是( ) 。
A 、 t 1=t 2
B 、 t 3>t 4
C 、 t 3>t 1
D 、 t 1>t 2
[T/]
[D]A,C[D/]
[T]A-B-I-003 2 1 2
在其它操作条件不变的情况下，精馏塔的塔板数随着进料量的增加而增加。[T/]
[D]×[D/]
正确答案：在其它操作条件不变的情况下，精馏塔的塔板数与进料量无关。
@[T]A-B-I-003 2 2 1
若精馏塔的处理热状态、进料量、采出量及分离要求都不变，仅将回流比减小，则所需要的理论塔板数将( ) 。
A 、 变大
B 、 变小
C 、 不变
D 、 不确定
[T/]
[D]A[D/]
[T]A-B-I-003 2 5 4
在常压连续精馏塔中，分离两组分理想溶液。已知原料液组成为0.6(摩尔分率，下同) ，泡点进料，馏出液组成为0.95，釜液组成为0.04，回流比为2，物系的平均相对挥发度为3.5，塔顶为全凝器。试用逐板计算法计算精馏段所需理论板数。[T/]
[D]解：
x R 20. 95x +D =x +R +1R +133
αx 3. 5x 汽液平衡关系为:y ==1+ε-1x 1+2. 5x
y x =3. 5-2. 5y 精馏段的操作线为:y =
y 1=x D =0. 95
x 1=
y 2=y 10. 95==0. 8443. 5-2. 5y 13. 5-2. 5⨯0. 9520. 9520. 95x 2+=⨯0. 844+=0. 883333 0. 88x 2==0. 6763. 5-2. 5⨯0. 88.
20. 95y 3=⨯0. 676+=0. 76733
0. 767x 3==0. 4853. 5-2. 5⨯0. 767
由于原料为泡点进料，而x 3
@[T]A-B-I-004 2 2 4
将相对挥发度为2.47的某二元混合物在全回流操作的塔中进行精馏，现测得全凝器中冷凝液组成为0.98，塔顶第二层塔板上升的汽相组成为0.969，则塔顶第一层塔板的汽相默弗里板效率为( ) 。
A 、 0.75
B 、 0.60
C 、 0.50
D 、 0.55
[T/]
[D]B[D/]
@[T]A-B-I-004 2 4 3
什么是精馏塔的单板效率？写出其表达式。[T/]
[D]答：单板效率又称默弗里效率，是以气相(或液相) 经过实际板的组成变化值与经过理论
板的组成变化值之比来表示的。(0.5)第n 块塔板的液相默弗里效率E ML =x n -1-x n
x n -1-x n *(0.25)，
第n 块塔板的气相默弗里效率E MV =y n -y n +1
y n -y n +1*(0.25)。[D/]#13
[T]A-B-I-004 2 5 5
在常压连续操作的板式精馏塔中分离某二元理想溶液。已知两组分的相对挥发度为3，在全回流条件下测得相邻板上的液相组成分别为0.25、0.36和0.49，试求三层板中较低两层塔板的气相默弗里效率。[T/]
[D]解：两组分的汽液平衡关系式为：
y =3x y *，即x = 1+2x 3-2y
全回流时，精馏塔内的操作线为:y n +1=x n
根据已知条件：x 1=0. 49, x 2=0. 36, x 3=0. 25
则y 2=x 1=0. 49，y 3=x 2=0. 36，y 4=x 3=0. 25
y 2=
**3x 23⨯0. 36==0. 628， 1+2x 21+2⨯0. 363x 33⨯0. 25==0. 5 1+2x 31+2⨯0. 25y 3=
第二块塔板的气相默弗里效率为：
E MV =y 2-y 3
y 2-y 3
y 3-y 4
y 3-y 4**=0. 49-0. 36=0. 485， 0. 628-0. 36第三块塔板的气相默弗里效率为： E MV ==0. 36-0. 25=0. 44 0. 5-0. 25
答：第二块塔板的气相默弗里效率为0.485，第三块塔板的气相默弗里效率为0.44。 评分标准：每块塔板的单板效率计算正确各占0.5。[D/]#13
[T]A-B-I-005 2 1 2
精馏塔的全塔效率是指达到分离效果所需实际塔板数与理论塔板数之比。[T/]
[D]×[D/]
正确答案：精馏塔的全塔效率是指达到分离效果所需理论塔板数与实际塔板数之比。
[T]A-B-I-005 2 1 5
精馏塔的全塔总效率不等于塔内各板的默弗里效率的平均值。[T/]
[D]√[D/]
@[T]A-B-I-005 2 2 1
某精馏塔完成一定的分离要求所需理论塔板数为40块，若全塔分离效率为50%，则实际需塔板( ) 块。
A 、 20
B 、 30
C 、 60
D 、 80
[T/]
[D]D[D/]
[T]A-B-I-006 2 1 4
精馏塔操作线方程不可能为y=0.65x+0.4。[T/]
[D]√[D/]
[T]A-B-I-006 2 2 5
某二元混合液含易挥发组分0.35，泡点进料，经连续精馏塔分离，塔顶产品浓度x D =0.96，塔底产品浓度x w =0.025(均为易挥发组分的摩尔分率) ，设满足恒摩尔流假设，回流比为3.2，则该精馏塔精馏段的操作线方程是( ) 。
A 、 y =0. 762x +0. 106
B 、 y =0. 762x +0. 229
C 、 y =0. 687x +0. 432
D 、 y =0. 687x +0. 106
[T/]
[D]B[D/]
[T]A-B-I-006 2 2 5
以连续精馏塔分离某二元混合物。塔顶采用全凝器。已知：x D =0.90，回流比R=2.5，在操作中回流液有一定程度过冷。已知回流液的进料状况热参数为1.035，则该塔的精馏段操作线方程是( ) 。
A 、 y =0. 714x +0. 257
B 、 y =0. 762x +0. 229
C 、 y =0. 721x +0. 251
D 、 y =0. 687x +0. 106
[T/]
[D]C[D/]
@[T]A-B-I-007 2 1 3
提馏段操作线方程与进料热状况无关。[T/]
[D]×[D/]
正确答案：提馏段操作线方程与进料状况有关。
[T]A-B-I-007 2 2 5
某二元混合液经连续精馏塔分离，泡点进料，进料量为100kmol/h，塔顶产品浓度x D =0.96，采出量为35kmol/h，塔底产品浓度为0.025(均为易挥发组分的摩尔分率) ，设满足恒摩尔流假设。若回流比为2，泡点回流，则提馏段的操作线方程为( ) 。
A 、 y =0. 667x +0. 32
B 、 y =1. 619x -0. 0155
C 、 y =0. 721x +0. 251
D 、 y =1. 687x -0. 106
[T/]
[D]B[D/]
[T]A-B-I-007 2 5 3
已知某精馏塔操作以饱和蒸汽进料，操作线方程分别如下： 精馏线
提馏线 试求该塔操作的回流比、进料组成及塔顶、塔底产品中轻组分的摩尔分率。[T/]
[D]解： R =0. 7143，R=2.500 R +1
x 由精馏线得：D =0. 2714，x D =0.9499≈0.950 R +1由精馏线得：
根据提馏线的特点：x w =1. 25⨯x w -0. 01
x w =0. 04
由于精馏线与提馏线的交点必然在进料线上，解两方程，得y =0. 647
饱和蒸汽进料时，y =x f =0. 647
评分标准：回流比正确0.2，塔顶组成正确0.2，塔底组成正确0.3，进料组成正确0.3。[D/]#13
[T]A-B-I-008 2 1 5
列管式换热器中，当传热面积一定时，管子直排比错排时对流传热系数稍大。[T/]
[D]×[D/]
正确答案：列管式换热器中，当传热面积一定时，管子错排比直排时对流传热系数稍大。
@[T]A-B-I-008 2 1 3
液体在管内作强制湍流流动时，如果流动阻力允许，为提高对流传热系数，增大流速的效果比减小管径更为显著。[T/]
[D]√[D/]
[T]A-B-I-008 2 2 5
2某液体在换热器中被冷却，其对流传热系数为2000W/(m. ℃) ，若将其流量增大一倍，其它
2工艺条件不变，则该流体的对流传热系数为( )W/(m. ℃) 。
A 、 2000
B 、 4000
C 、 3482
D 、 4862
[T/]
[D]C[D/]
[T]A-B-I-008 2 7 4
对流传热系数通常随( ) 的增大而增大。
A 、 密度
B 、 比热
C 、 导热系数
D 、 粘度
[T/]
[D]A,B,C[D/]
[T]A-B-I-009 2 5 1
水以6.4×10-4m 3/s的流量流经由小至大的管段内。如图。小管内径d 1=20mm，大管内径d 2=46mm。欲测1、2两截面处水的压差，为取得较大的读数R ，采用倒U 形压差计。已知压差计内水面上空是ρ=2.5kg/m3的空气，读数R=100mm。求水由1至2截面的流动阻力∑h f , （g=9.81m/s2）[T/]
[D]解：以管路中心处为基准水平面，沿水流动方向分别取连接U 形压差计的两端为1-1截面与2-2截面，能量衡算式为：
u p u p gz 1+1+1=gz 2+2+2+∑h f 2ρ2ρ
z 1=z 2=0
Q 6. 4⨯10-4
u 1===2. 038m /s A 1⨯0. 022
4
Q 6. 4⨯10-4
u 2===0. 385m /s A 2π2⨯0. 0464
p 2-p 1=(ρ-ρ空气)gR ≈1000*9. 81*0. 1=981Pa
u 1u 2p 2-p 12. 03820. 3852981∑h f =2-2-ρ=2-2-1000=1. 02J /kg
答：水由1至2截面的流动阻力∑h f 为1.02J/kg。
评分标准：柏努利方程公式正确0.2，过程正确0.5，答案正确0.2，答正确0.1。[D/]#13
[T]A-B-I-009 2 5 2
相对密度为1.1的水溶液经过由20m 长、φ114⨯4的直钢管和一个半开的闸阀组成的管路，若液体在管路中的摩擦系数为0.021，半开闸阀的阻力系数为4.5，总压头损失为0.5m ，则
2液体在管路中的流速为多少m/s？(g=9.81m/s) [T/] 2⎛l ⎫u [D]H f = λ+ζ⎪ d 2g ⎝⎭
220⎛⎫u +4. 5⎪=0. 5 0. 021⨯0. 106⎝⎭2g 2222
解得：u =1. 08m /s
评分标准：公式正确0.2，过程正确0.6，答案正确0.2。[D/]#13
@[T]A-B-I-010 2 1 3
当分离要求一定时，精馏塔内物料的循环量越小，所需的理论塔板数越多。[T/]
[D]√[D/]
[T]A-B-I-010 2 2 3
在精馏塔设计中，当F ，x F ，x D ,x W 为一定，将进料热状况q=1改为q=0，并维持回流比和提馏段上升蒸汽量不变，此时所需理论塔板数( ) 。
A 、 增多
B 、 减少
C 、 不变
D 、 无法判断变化情况
[T/]
[D]A[D/]
[T]A-B-I-010 2 7 3
在其它操作条件不变的情况下，精馏塔的塔板数随着( ) 而增加。
A 、 进料量的增加
B 、 回流比的减小
C 、 进料温度的降低
D 、 进料中轻组分减少
[T/]
[D]B,D[D/]
[T]A-B-I-011 2 2 2
有一厚度为240mm 的砖壁，内壁温度为600℃，外壁温度为150℃。该温度范围内砖壁的平
2均导热系数为0.6W/m.℃，则通过每平方米砖壁的热量为( )W/m。
A 、 180
B 、 3125
C 、 64.8
D 、 1125
[T/]
[D]D[D/]
@[T]A-B-I-011 2 2 2
有一砖壁，内壁温度为600℃，外壁温度为150℃。该温度范围内砖壁的平均导热系数为
20.6W/m.℃，通过每平方米砖壁的热量为1125W/m，则该砖壁的厚度为( )mm 。
A 、 200
B 、 220
C 、 240
D 、 280
[T/]
[D]C[D/]
[T]A-B-I-012 2 1 2
稳态传热过程中，圆筒壁的传热速率、热通量都为常数。[T/]
[D]×[D/]
正确答案：稳态传热过程中，圆筒壁的传热速率是常数，热通量是变量。
@[T]A-B-I-012 2 2 2
外径为0.426m 的蒸汽管道，其外包上一层厚度为0.200m 的保温层，保温层材料的导热系数为0.50W/(m.℃)。若蒸汽管道与保温层交界面处温度为180℃，保温层的外表面温度为40℃，
2假定层间接触良好。则每米管长的热损约为( )W/m。
A 、 780
B 、 664
C 、 540
D 、 600
[T/]
[D]B[D/]
[T]A-B-I-012 2 5 1
在外径为140mm 的蒸汽管道外包扎保温材料，以减少热损失。蒸汽管外壁温度为390℃，保温层外表面温度不大于40℃。保温材料的导热系数为0.143W/(m.℃) 。若要求每米管长的热损失不大于450W/m，试求保温层的厚度。[T/]
[D]解：
Q 2πλ∆t 2π⨯0. 143⨯(390-40)===450 r r L ln 大ln 大
r 小0. 07
解得r 大=0.141m
则保温层的厚度为0.141-0.07=0.071m=71mm
答：保温层的厚度至少应为71mm 。
评分标准：公式正确0.2，计算过程正确0.5，答案正确0.2，答正确0.1。[D/]#13
[T]A-B-I-013 2 4 1
什么是理论板当量高度？[T/]
[D]答：理论板当量高度也称等板高度，(0.2)是指作用相当于一块理论塔板的填料层高度。(0.5)当气、液通过这层高度后，其上升蒸汽和下降液体互成平衡(0.3)。[D/]
@[T]A-B-I-014 2 1 1
吸收操作往往在高压低温下进行。[T/]
[D]√[D/]
[T]A-B-I-014 2 1 4
增大吸收塔吸收剂中溶质的含量，可以增加吸收过程的推动力，有利于提高吸收效果。[T/]
[D]×[D/]
正确答案：降低吸收塔吸收剂中溶质的含量，可以增加吸收过程的推动力，有利于提高吸收效果。
[T]A-B-I-014 2 4 2
生产中影响气体吸收操作的主要因素有哪些？[T/]
[D]答：生产中影响气吸收操作的主要因素有气流速度(0.2)、吸收剂用量(0.2)、操作温度(0.2)、操作压力(0.2)、吸收剂的纯度(0.2)。[D/]
[T]A-B-I-014 2 4 5
吸收操作中吸收剂的用量为何要适量？[T/]
[D]答：在吸收操作中，若吸收剂用量过小，填料表面湿润不充分(0.2)，气、液两相接触不充分(0.1)，造成尾气中溶质浓度增加(0.1)，吸收率下降(0.1)，；若吸收剂用量过大，塔内喷淋量过大(0.1)，造成流体阻力增加(0.1)，甚至还会引起液泛(0.1)，同时还会造成溶剂再生的负荷(0.1)。因此，调节吸收剂用量时，应根据实际操作情况具体处理。(0.1)。[D/]
[T]A-B-I-014 2 7 2
以下操作条件中，有利于吸收操作的是( ) 。
A 、 压力升高
B 、 温度升高
C 、 压力降低
D 、 温度降低
[T/]
[D]A,D[D/]
@[T]A-B-I-015 2 1 1
亨利定律仅适用于系统压力不高的稀溶液。[T/]
[D]√[D/]
[T]A-B-I-015 2 4 1
叙述亨利定律的主要内容。[T/]
[D]答：在一定的温度和气体总压不超过506.5kPa 的情况下(0.2)，多数气体溶解后所形成的溶液为稀溶液(0.2)，当气液处于平衡时，可吸收组分在液相中的浓度与其在气相中的平衡分压成正比，这一规律称为亨利定律(0.6)。[D/]
[T]A-B-I-015 2 7 4
在一吸收装置中用水来吸收氢气，已知在总压101.33kPa 、293K 下的亨利系数为6919kPa ，则以下表达中表示吸收气液平衡关系的是( ) 。(其中压强用Pa 表示。)
A 、 p =6919x
B 、 p =6919⨯10x
C 、 y =68. 28x *3*
D 、 y =6828x
[T/]
[D]B,C[D/]
[T]A-B-I-015 2 7 1
若用亨利系数来表示亨利定律，即p *=Ex ，以下叙述正确的是( ) 。
A 、 p *表示被吸收组分在气相中的平衡分压
B 、 x 表示每立方米溶液中所含溶质的摩尔数
C 、 p *表示气相总压
D 、 x 表示溶液中可吸收组分的摩尔分率
[T/]
[D]A,D[D/]
[T]A-B-I-015 2 7 5
下列说法正确的是( ) 。
A 、 理想溶液满足拉乌尔定律，也满足亨利定律
B 、 理想溶液满足拉乌尔定律，但不满足亨利定律
C 、 非理想稀溶液满足亨利定律，但不满足拉乌尔定律
D 、 服从亨利定律并不说明溶液的理想性，服从拉乌尔定律才表明溶液的理想性
[T/]
[D]A,C,D[D/]
[T]A-B-I-016 2 2 4
当气体处理量及初、终浓度已被确定，若增大吸收剂用量，则吸收推动力将( ) 。
A 、 减小
B 、 增大
C 、 不变
D 、 不一定
[T/]
[D]B[D/]
[T]A-B-I-016 2 7 3
当气体处理量及初、终浓度已被确定，若减少液气比，则以下说法正确的是( ) 。
A 、 吸收操作线越靠近气液平衡线
B 、 吸收推动力增大
C 、 吸收塔的吸收效果降低
D 、 吸收塔的吸收液出塔浓度减小
[T/]
[D]A,C[D/]
@[T]A-B-I-016 2 7 2
以下操作条件的改变有利于提高吸收效果的是( ) 。
A 、 减小吸收剂的用量
B 、 增大吸收剂的用量
C 、 减小吸收剂中吸收质的纯度
D 、 增大吸收剂中吸收质的纯度
[T/]
[D]B,C[D/]
[T]A-B-I-017 2 2 1
吸收操作的依据是( ) 。
A 、 挥发度的差异
B 、 溶解度的差异
C 、 温度的差异
D 、 密度的差异
[T/]
[D]B[D/]
[T]A-B-I-017 2 4 4
根据双膜理论简述气体吸收操作的过程。[T/]
[D]答：在吸收过程中，吸收质从气相主体中以对流扩散的方式到达气膜边界(0.2)，又以分子扩散的方式通过气膜达到气、液界面(0.2)，在界面上吸收质不受任何阻力从气相进入液相(0.2)，然后，在液相中以分子扩散的方式穿过液膜到达液膜边界(0.2)，最后又以对流扩散的方式转移到液相主体(0.2)。[D/]
[T]A-B-I-017 2 4 3
双膜理论的基本要点有哪些？[T/]
[D]答：①相互接触的气液两个流体间存在着稳定的相界面(0.1)，在相界面的两侧存在稳定的处于层流状态的气膜和液膜，(0.2)吸收质以分子扩散方式通过气膜和液膜；(0.1)②在相界面上，气液两相处于平衡状态，(0.1)溶质通过界面由一相进入另一相时，界面本身对扩散无阻力(0.1)③在两膜以外的气液两相主体中，(0.1由于流体的充分湍动，溶质的浓度是均匀的，(0.1)浓度差全部集中在两个膜层内。(0.2)[D/]
@[T]A-B-I-017 2 7 1
吸收操作不能用来分离( ) 。
A 、 气体混合物
B 、 液体混合物
C 、 互不相溶的液体混合物
D 、 气液混合物
[T/]
[D]B,C,D[D/]
[T]A-B-I-018 2 1 4
吸收操作时，塔内任一横截面上，溶质在气相中的实际分压总是高于与其接触的液相平衡分压，所以吸收操作线总是位于平衡线的上方。[T/]
[D]√[D/]
[T]A-B-I-018 2 2 3
在气体流量、气相进出口组成和液相进口组成不变时，若减少吸收剂用量，则吸收操作的推动力将( ) 。
A 、 增大
B 、 减小
C 、 不变
D 、 无法判断
[T/]
[D]B[D/]
@[T]A-B-I-018 2 2 3
以下说法不正确的是( ) 。
A 、 若吸收塔的操作线位于气液平衡线的下方，则此传质过程必为解吸
B 、 吸收塔的操作线表示一定操作条件下，上一层塔截面下降的液体和下一层塔截面上升的蒸气组成之间的关系
C 、 吸收塔的操作线表示一定操作条件下，吸收塔内同一塔截面上液体组成和气相组成之间的关系
D 、 吸收塔的操作线是通过对吸收塔进行物料衡算得到的
[T/]
[D]B[D/]
[T]A-B-I-018 2 5 5
一填料吸收塔，用来从空气和丙酮蒸气组成的混合气中回收丙酮，用水作吸收剂。已知条件：
3混合气中丙酮蒸气的含量为6%(体积分数) ，所处理的混合气中的空气量为1400m /h，操作
在293K 和101.3kPa 下进行，要求丙酮的回收率达98%。若吸收剂用量为154kmol/h，试问吸收塔溶液出口浓度为多少？[T/]
[D]解：Y 1=0. 06=0. 0638 1-0. 06
Y 2=Y 1(1-0. 98)=0. 0638⨯0. 02=0. 00128 X 2=0
V =1400273⨯=58. 2kmol /h 22. 4293
根据吸收塔的物料平衡关系式：
V (Y 1-Y 2)=L (X 1-X 2)
X 1=V (Y 1-Y 2)+X 2=58. 2⨯(0. 0638-0. 00128)+0=0. 0236kmol 丙酮/kmol 水答：L 154
吸收溶液出口出口为0.0236kmol 丙酮/kmol水。
评分标准：公式正确0.2，过程正确0.5，答案正确0.2，答正确0.1。[D/]#13
@[T]A-B-I-019 2 1 1
表明吸收速率与吸收推动力之间关系的数学式称为吸收速率方程式。[T/]
[D]√[D/]
@[T]A-B-I-019 2 2 4
对气膜控制的吸收过程，为提高气相总传质系数K G ，应采取的措施是( ) 。
A 、 提高气相湍动程度
B 、 提高液相湍动程度
C 、 升温
D 、 同时提高气相和液相的湍动程度
[T/]
[D]A[D/]
[T]A-B-I-019 2 5 4
在填料塔中用清水吸收混合于空气中的甲醇蒸气。若操作条件下(101.3kPa及293K) 平衡关系符合亨利定律，相平衡常数m=0.275。塔内某截面处的气相组成Y=0.03kmolA/kmolB，液相组成X=0.0065kmolA/kmolS，气膜吸收分系数k Y =0. 058kmol /m ⋅h ，液膜吸收分系数k X =0. 076kmol /m ⋅h 。试求该截面处的吸收速率，通过计算说明该吸收过程的控制因素。[T/]
[D]解：该截面处的吸收速率N A =K Y Y A -Y A (2)(2)(*)
Y A =0. 03
Y A =mX A =0. 0275⨯0. 0065=0. 00018
1/K Y =1/k y +m /k x
1/K Y =1/0. 058+0. 0275/0. 076
K Y =0. 048 *
)=0. 0014kmol /(m 2⋅h ) N A =0. 048(0. 03-0. 00018
(2)气膜阻力为1/k y =1/0. 058=17. 24
总阻力为1/K Y =1/0. 048=20. 86
气膜阻力占总阻力的百分数为17.24/20.86×100%=82.6%
说明该过程为气膜控制。
2答：该截面处的吸收速率为0.0014kmolA/(m.h) ，该吸收过程为气膜控制。
评分标准：吸收速率计算公式正确0.1，过程正确0.4，答案正确0.1；阻力计算公式正确0.1，过程正确0.2，答案正确0.1。[D/]#13
[T]A-B-I-019 2 7 5
下述说法中错误的是( ) 。
A 、 用水吸收氨属难溶气体的吸收，为液膜阻力控制
B 、 常压下用水吸收二氧化碳属难溶气体的吸收，为气膜阻力控制
C 、 用水吸收氧属难溶气体的吸收，为气膜阻力控制
D 、 用水吸收二氧化硫为具有中等溶解度的气体吸收，气膜阻力和液膜阻力都不可忽略
[T/]
[D]A,B,C[D/]
[T]A-B-I-019 2 7 2
以下说法正确的是( ) 。
A 、 吸收速率与吸收推动力成正比，与吸收系数成反比
B 、 吸收过程的总阻力为气膜阻力与液膜阻力之和
C 、 气膜吸收推动力等于吸收质在气相主体中的组成减去吸收质在相界面处的气相组成
D 、 液膜吸收推动力等于吸收质在液相主体中的组成减去吸收质在相界面处的液相组成
[T/]
[D]B,C[D/]
[T]A-B-I-020 2 1 5
温差测量的基本原理是基于不同塔板的物料组成不同，产生的泡点温度也不同，下部塔板与其上部的任一块塔板上液体温度的差值叫温差。[T/]
[D]√[D/]
[T]A-B-I-020 2 2 3
当精馏塔板上的物料或者热量平衡被破坏时，精馏塔内各塔板上的组成必然发生变化，其塔板上相应的温度( ) 。
A 、 发生无规律的变化
B 、 必有一块变化最大、一块变化最小
C 、 必有一块变化最大、一块不变化
D 、 都不会发生变化
[T/]
[D]C[D/]
@[T]A-B-I-020 2 2 3
精馏塔温差与产品质量保持一一对应关系的前提是( ) 。
A 、 塔顶压力保持不变
B 、 回流比保持不变
C 、 进料负荷保持不变
D 、 温差没有发生逆转
[T/]
[D]D[D/]
@[T]A-B-I-001 2 5 2
用一精馏塔来分离某液体混合液，若塔顶使用全凝器，要求塔顶产品量为120kg/h，回流液量为其3倍，冷凝器中冷却水的进口温度为293K ，进出口温差控制在10K 之内，若已知该产品的汽化潜热为538kJ/kg，水的比热为4.18kJ/(kg.℃) ，试求冷却水的消耗量。[T/]
[D]解：塔顶蒸汽冷凝时放出的热量为：
Q h =V ⨯r =(R +1)D ⨯r =4⨯120⨯538=258240kJ /h
冷却水吸收的热量等于蒸汽冷凝放出的热量，故
Q C =W C C PC ∆t =W C ⨯4. 18⨯10=258240
W C =6178Kg /h
答：冷却水的消耗量为6178kg/h。
评分标准：公式正确0.2，过程正确0.5，答案正确0.2，答正确0.1。[D/]#13
[T]A-B-I-001 2 5 3
连续精馏塔分离苯—甲苯混合液，泡点进料，塔顶产品为51kmol/h，回流比为3.5，塔底几
6乎为纯甲苯。加热蒸汽绝压为200kPa ，再沸器热损失为1.5×10kJ/h，已知甲苯的汽化潜
热为360kJ/kg，绝压为200kPa 的蒸汽的汽化潜热为2204.6kJ/kg。求再沸器的热负荷及加热蒸汽的消耗量。[T/]
[D]解：再沸器的热负荷Q B =V (I V ' -I W ) +Q L
提馏段的蒸汽量: '
V ' =V -(1-q ) F =V =(R +1) D =4. 5⨯51=229. 5kmol /h
I V ' -I W =r 甲苯=360⨯92=33120kJ /kmol
代入上式，得Q B =V (I V ' -I W ) +Q L =229. 5⨯33120+1. 5⨯10≈9. 1⨯10kJ /h ' 66
Q B 9. 1⨯106
加热蒸汽的消耗量G ==≈4127. 7kg /h r 蒸汽2204. 6
答：再沸器的热负荷为9.1×10kJ/h，加热蒸汽的消耗量为4127.7kg/h。
评分标准：公式正确0.2，过程正确0.5，答案正确0.2，答正确0.1。[D/]#13
@[T]A-B-I-002 2 2 4
某二元理想物系的相对挥发度为2.5，全回流操作时，已知塔内某块理论板的气相组成为0.625，则下层塔板的气相组成为( ) 。
A 、 0.4
B 、 0.5
C 、 0.3
D 、 0.45
[T/] 6
[D]A[D/]
[T]A-B-I-002 2 2 2
在107kPa 的压力下，苯和甲苯混合液在96℃下沸腾，苯在96℃时的饱和蒸汽压为161kPa ，甲苯的饱和蒸汽压为65.5kPa ，则苯在液相中的摩尔组成为( ) 。
A 、 0.655
B 、 0.435
C 、 0.565
D 、 0.345
[T/]
[D]B[D/]
[T]A-B-I-002 2 7 4
若精馏塔塔顶某理论板上气相露点温度为t 1，液相泡点温度为t 2；塔底理论板上气相露点温度为t 3，液相泡点温度为t 4。则以下关系式正确的是( ) 。
A 、 t 1=t 2
B 、 t 3>t 4
C 、 t 3>t 1
D 、 t 1>t 2
[T/]
[D]A,C[D/]
[T]A-B-I-003 2 1 2
在其它操作条件不变的情况下，精馏塔的塔板数随着进料量的增加而增加。[T/]
[D]×[D/]
正确答案：在其它操作条件不变的情况下，精馏塔的塔板数与进料量无关。
@[T]A-B-I-003 2 2 1
若精馏塔的处理热状态、进料量、采出量及分离要求都不变，仅将回流比减小，则所需要的理论塔板数将( ) 。
A 、 变大
B 、 变小
C 、 不变
D 、 不确定
[T/]
[D]A[D/]
[T]A-B-I-003 2 5 4
在常压连续精馏塔中，分离两组分理想溶液。已知原料液组成为0.6(摩尔分率，下同) ，泡点进料，馏出液组成为0.95，釜液组成为0.04，回流比为2，物系的平均相对挥发度为3.5，塔顶为全凝器。试用逐板计算法计算精馏段所需理论板数。[T/]
[D]解：
x R 20. 95x +D =x +R +1R +133
αx 3. 5x 汽液平衡关系为:y ==1+ε-1x 1+2. 5x
y x =3. 5-2. 5y 精馏段的操作线为:y =
y 1=x D =0. 95
x 1=
y 2=y 10. 95==0. 8443. 5-2. 5y 13. 5-2. 5⨯0. 9520. 9520. 95x 2+=⨯0. 844+=0. 883333 0. 88x 2==0. 6763. 5-2. 5⨯0. 88.
20. 95y 3=⨯0. 676+=0. 76733
0. 767x 3==0. 4853. 5-2. 5⨯0. 767
由于原料为泡点进料，而x 3
@[T]A-B-I-004 2 2 4
将相对挥发度为2.47的某二元混合物在全回流操作的塔中进行精馏，现测得全凝器中冷凝液组成为0.98，塔顶第二层塔板上升的汽相组成为0.969，则塔顶第一层塔板的汽相默弗里板效率为( ) 。
A 、 0.75
B 、 0.60
C 、 0.50
D 、 0.55
[T/]
[D]B[D/]
@[T]A-B-I-004 2 4 3
什么是精馏塔的单板效率？写出其表达式。[T/]
[D]答：单板效率又称默弗里效率，是以气相(或液相) 经过实际板的组成变化值与经过理论
板的组成变化值之比来表示的。(0.5)第n 块塔板的液相默弗里效率E ML =x n -1-x n
x n -1-x n *(0.25)，
第n 块塔板的气相默弗里效率E MV =y n -y n +1
y n -y n +1*(0.25)。[D/]#13
[T]A-B-I-004 2 5 5
在常压连续操作的板式精馏塔中分离某二元理想溶液。已知两组分的相对挥发度为3，在全回流条件下测得相邻板上的液相组成分别为0.25、0.36和0.49，试求三层板中较低两层塔板的气相默弗里效率。[T/]
[D]解：两组分的汽液平衡关系式为：
y =3x y *，即x = 1+2x 3-2y
全回流时，精馏塔内的操作线为:y n +1=x n
根据已知条件：x 1=0. 49, x 2=0. 36, x 3=0. 25
则y 2=x 1=0. 49，y 3=x 2=0. 36，y 4=x 3=0. 25
y 2=
**3x 23⨯0. 36==0. 628， 1+2x 21+2⨯0. 363x 33⨯0. 25==0. 5 1+2x 31+2⨯0. 25y 3=
第二块塔板的气相默弗里效率为：
E MV =y 2-y 3
y 2-y 3
y 3-y 4
y 3-y 4**=0. 49-0. 36=0. 485， 0. 628-0. 36第三块塔板的气相默弗里效率为： E MV ==0. 36-0. 25=0. 44 0. 5-0. 25
答：第二块塔板的气相默弗里效率为0.485，第三块塔板的气相默弗里效率为0.44。 评分标准：每块塔板的单板效率计算正确各占0.5。[D/]#13
[T]A-B-I-005 2 1 2
精馏塔的全塔效率是指达到分离效果所需实际塔板数与理论塔板数之比。[T/]
[D]×[D/]
正确答案：精馏塔的全塔效率是指达到分离效果所需理论塔板数与实际塔板数之比。
[T]A-B-I-005 2 1 5
精馏塔的全塔总效率不等于塔内各板的默弗里效率的平均值。[T/]
[D]√[D/]
@[T]A-B-I-005 2 2 1
某精馏塔完成一定的分离要求所需理论塔板数为40块，若全塔分离效率为50%，则实际需塔板( ) 块。
A 、 20
B 、 30
C 、 60
D 、 80
[T/]
[D]D[D/]
[T]A-B-I-006 2 1 4
精馏塔操作线方程不可能为y=0.65x+0.4。[T/]
[D]√[D/]
[T]A-B-I-006 2 2 5
某二元混合液含易挥发组分0.35，泡点进料，经连续精馏塔分离，塔顶产品浓度x D =0.96，塔底产品浓度x w =0.025(均为易挥发组分的摩尔分率) ，设满足恒摩尔流假设，回流比为3.2，则该精馏塔精馏段的操作线方程是( ) 。
A 、 y =0. 762x +0. 106
B 、 y =0. 762x +0. 229
C 、 y =0. 687x +0. 432
D 、 y =0. 687x +0. 106
[T/]
[D]B[D/]
[T]A-B-I-006 2 2 5
以连续精馏塔分离某二元混合物。塔顶采用全凝器。已知：x D =0.90，回流比R=2.5，在操作中回流液有一定程度过冷。已知回流液的进料状况热参数为1.035，则该塔的精馏段操作线方程是( ) 。
A 、 y =0. 714x +0. 257
B 、 y =0. 762x +0. 229
C 、 y =0. 721x +0. 251
D 、 y =0. 687x +0. 106
[T/]
[D]C[D/]
@[T]A-B-I-007 2 1 3
提馏段操作线方程与进料热状况无关。[T/]
[D]×[D/]
正确答案：提馏段操作线方程与进料状况有关。
[T]A-B-I-007 2 2 5
某二元混合液经连续精馏塔分离，泡点进料，进料量为100kmol/h，塔顶产品浓度x D =0.96，采出量为35kmol/h，塔底产品浓度为0.025(均为易挥发组分的摩尔分率) ，设满足恒摩尔流假设。若回流比为2，泡点回流，则提馏段的操作线方程为( ) 。
A 、 y =0. 667x +0. 32
B 、 y =1. 619x -0. 0155
C 、 y =0. 721x +0. 251
D 、 y =1. 687x -0. 106
[T/]
[D]B[D/]
[T]A-B-I-007 2 5 3
已知某精馏塔操作以饱和蒸汽进料，操作线方程分别如下： 精馏线
提馏线 试求该塔操作的回流比、进料组成及塔顶、塔底产品中轻组分的摩尔分率。[T/]
[D]解： R =0. 7143，R=2.500 R +1
x 由精馏线得：D =0. 2714，x D =0.9499≈0.950 R +1由精馏线得：
根据提馏线的特点：x w =1. 25⨯x w -0. 01
x w =0. 04
由于精馏线与提馏线的交点必然在进料线上，解两方程，得y =0. 647
饱和蒸汽进料时，y =x f =0. 647
评分标准：回流比正确0.2，塔顶组成正确0.2，塔底组成正确0.3，进料组成正确0.3。[D/]#13
[T]A-B-I-008 2 1 5
列管式换热器中，当传热面积一定时，管子直排比错排时对流传热系数稍大。[T/]
[D]×[D/]
正确答案：列管式换热器中，当传热面积一定时，管子错排比直排时对流传热系数稍大。
@[T]A-B-I-008 2 1 3
液体在管内作强制湍流流动时，如果流动阻力允许，为提高对流传热系数，增大流速的效果比减小管径更为显著。[T/]
[D]√[D/]
[T]A-B-I-008 2 2 5
2某液体在换热器中被冷却，其对流传热系数为2000W/(m. ℃) ，若将其流量增大一倍，其它
2工艺条件不变，则该流体的对流传热系数为( )W/(m. ℃) 。
A 、 2000
B 、 4000
C 、 3482
D 、 4862
[T/]
[D]C[D/]
[T]A-B-I-008 2 7 4
对流传热系数通常随( ) 的增大而增大。
A 、 密度
B 、 比热
C 、 导热系数
D 、 粘度
[T/]
[D]A,B,C[D/]
[T]A-B-I-009 2 5 1
水以6.4×10-4m 3/s的流量流经由小至大的管段内。如图。小管内径d 1=20mm，大管内径d 2=46mm。欲测1、2两截面处水的压差，为取得较大的读数R ，采用倒U 形压差计。已知压差计内水面上空是ρ=2.5kg/m3的空气，读数R=100mm。求水由1至2截面的流动阻力∑h f , （g=9.81m/s2）[T/]
[D]解：以管路中心处为基准水平面，沿水流动方向分别取连接U 形压差计的两端为1-1截面与2-2截面，能量衡算式为：
u p u p gz 1+1+1=gz 2+2+2+∑h f 2ρ2ρ
z 1=z 2=0
Q 6. 4⨯10-4
u 1===2. 038m /s A 1⨯0. 022
4
Q 6. 4⨯10-4
u 2===0. 385m /s A 2π2⨯0. 0464
p 2-p 1=(ρ-ρ空气)gR ≈1000*9. 81*0. 1=981Pa
u 1u 2p 2-p 12. 03820. 3852981∑h f =2-2-ρ=2-2-1000=1. 02J /kg
答：水由1至2截面的流动阻力∑h f 为1.02J/kg。
评分标准：柏努利方程公式正确0.2，过程正确0.5，答案正确0.2，答正确0.1。[D/]#13
[T]A-B-I-009 2 5 2
相对密度为1.1的水溶液经过由20m 长、φ114⨯4的直钢管和一个半开的闸阀组成的管路，若液体在管路中的摩擦系数为0.021，半开闸阀的阻力系数为4.5，总压头损失为0.5m ，则
2液体在管路中的流速为多少m/s？(g=9.81m/s) [T/] 2⎛l ⎫u [D]H f = λ+ζ⎪ d 2g ⎝⎭
220⎛⎫u +4. 5⎪=0. 5 0. 021⨯0. 106⎝⎭2g 2222
解得：u =1. 08m /s
评分标准：公式正确0.2，过程正确0.6，答案正确0.2。[D/]#13
@[T]A-B-I-010 2 1 3
当分离要求一定时，精馏塔内物料的循环量越小，所需的理论塔板数越多。[T/]
[D]√[D/]
[T]A-B-I-010 2 2 3
在精馏塔设计中，当F ，x F ，x D ,x W 为一定，将进料热状况q=1改为q=0，并维持回流比和提馏段上升蒸汽量不变，此时所需理论塔板数( ) 。
A 、 增多
B 、 减少
C 、 不变
D 、 无法判断变化情况
[T/]
[D]A[D/]
[T]A-B-I-010 2 7 3
在其它操作条件不变的情况下，精馏塔的塔板数随着( ) 而增加。
A 、 进料量的增加
B 、 回流比的减小
C 、 进料温度的降低
D 、 进料中轻组分减少
[T/]
[D]B,D[D/]
[T]A-B-I-011 2 2 2
有一厚度为240mm 的砖壁，内壁温度为600℃，外壁温度为150℃。该温度范围内砖壁的平
2均导热系数为0.6W/m.℃，则通过每平方米砖壁的热量为( )W/m。
A 、 180
B 、 3125
C 、 64.8
D 、 1125
[T/]
[D]D[D/]
@[T]A-B-I-011 2 2 2
有一砖壁，内壁温度为600℃，外壁温度为150℃。该温度范围内砖壁的平均导热系数为
20.6W/m.℃，通过每平方米砖壁的热量为1125W/m，则该砖壁的厚度为( )mm 。
A 、 200
B 、 220
C 、 240
D 、 280
[T/]
[D]C[D/]
[T]A-B-I-012 2 1 2
稳态传热过程中，圆筒壁的传热速率、热通量都为常数。[T/]
[D]×[D/]
正确答案：稳态传热过程中，圆筒壁的传热速率是常数，热通量是变量。
@[T]A-B-I-012 2 2 2
外径为0.426m 的蒸汽管道，其外包上一层厚度为0.200m 的保温层，保温层材料的导热系数为0.50W/(m.℃)。若蒸汽管道与保温层交界面处温度为180℃，保温层的外表面温度为40℃，
2假定层间接触良好。则每米管长的热损约为( )W/m。
A 、 780
B 、 664
C 、 540
D 、 600
[T/]
[D]B[D/]
[T]A-B-I-012 2 5 1
在外径为140mm 的蒸汽管道外包扎保温材料，以减少热损失。蒸汽管外壁温度为390℃，保温层外表面温度不大于40℃。保温材料的导热系数为0.143W/(m.℃) 。若要求每米管长的热损失不大于450W/m，试求保温层的厚度。[T/]
[D]解：
Q 2πλ∆t 2π⨯0. 143⨯(390-40)===450 r r L ln 大ln 大
r 小0. 07
解得r 大=0.141m
则保温层的厚度为0.141-0.07=0.071m=71mm
答：保温层的厚度至少应为71mm 。
评分标准：公式正确0.2，计算过程正确0.5，答案正确0.2，答正确0.1。[D/]#13
[T]A-B-I-013 2 4 1
什么是理论板当量高度？[T/]
[D]答：理论板当量高度也称等板高度，(0.2)是指作用相当于一块理论塔板的填料层高度。(0.5)当气、液通过这层高度后，其上升蒸汽和下降液体互成平衡(0.3)。[D/]
@[T]A-B-I-014 2 1 1
吸收操作往往在高压低温下进行。[T/]
[D]√[D/]
[T]A-B-I-014 2 1 4
增大吸收塔吸收剂中溶质的含量，可以增加吸收过程的推动力，有利于提高吸收效果。[T/]
[D]×[D/]
正确答案：降低吸收塔吸收剂中溶质的含量，可以增加吸收过程的推动力，有利于提高吸收效果。
[T]A-B-I-014 2 4 2
生产中影响气体吸收操作的主要因素有哪些？[T/]
[D]答：生产中影响气吸收操作的主要因素有气流速度(0.2)、吸收剂用量(0.2)、操作温度(0.2)、操作压力(0.2)、吸收剂的纯度(0.2)。[D/]
[T]A-B-I-014 2 4 5
吸收操作中吸收剂的用量为何要适量？[T/]
[D]答：在吸收操作中，若吸收剂用量过小，填料表面湿润不充分(0.2)，气、液两相接触不充分(0.1)，造成尾气中溶质浓度增加(0.1)，吸收率下降(0.1)，；若吸收剂用量过大，塔内喷淋量过大(0.1)，造成流体阻力增加(0.1)，甚至还会引起液泛(0.1)，同时还会造成溶剂再生的负荷(0.1)。因此，调节吸收剂用量时，应根据实际操作情况具体处理。(0.1)。[D/]
[T]A-B-I-014 2 7 2
以下操作条件中，有利于吸收操作的是( ) 。
A 、 压力升高
B 、 温度升高
C 、 压力降低
D 、 温度降低
[T/]
[D]A,D[D/]
@[T]A-B-I-015 2 1 1
亨利定律仅适用于系统压力不高的稀溶液。[T/]
[D]√[D/]
[T]A-B-I-015 2 4 1
叙述亨利定律的主要内容。[T/]
[D]答：在一定的温度和气体总压不超过506.5kPa 的情况下(0.2)，多数气体溶解后所形成的溶液为稀溶液(0.2)，当气液处于平衡时，可吸收组分在液相中的浓度与其在气相中的平衡分压成正比，这一规律称为亨利定律(0.6)。[D/]
[T]A-B-I-015 2 7 4
在一吸收装置中用水来吸收氢气，已知在总压101.33kPa 、293K 下的亨利系数为6919kPa ，则以下表达中表示吸收气液平衡关系的是( ) 。(其中压强用Pa 表示。)
A 、 p =6919x
B 、 p =6919⨯10x
C 、 y =68. 28x *3*
D 、 y =6828x
[T/]
[D]B,C[D/]
[T]A-B-I-015 2 7 1
若用亨利系数来表示亨利定律，即p *=Ex ，以下叙述正确的是( ) 。
A 、 p *表示被吸收组分在气相中的平衡分压
B 、 x 表示每立方米溶液中所含溶质的摩尔数
C 、 p *表示气相总压
D 、 x 表示溶液中可吸收组分的摩尔分率
[T/]
[D]A,D[D/]
[T]A-B-I-015 2 7 5
下列说法正确的是( ) 。
A 、 理想溶液满足拉乌尔定律，也满足亨利定律
B 、 理想溶液满足拉乌尔定律，但不满足亨利定律
C 、 非理想稀溶液满足亨利定律，但不满足拉乌尔定律
D 、 服从亨利定律并不说明溶液的理想性，服从拉乌尔定律才表明溶液的理想性
[T/]
[D]A,C,D[D/]
[T]A-B-I-016 2 2 4
当气体处理量及初、终浓度已被确定，若增大吸收剂用量，则吸收推动力将( ) 。
A 、 减小
B 、 增大
C 、 不变
D 、 不一定
[T/]
[D]B[D/]
[T]A-B-I-016 2 7 3
当气体处理量及初、终浓度已被确定，若减少液气比，则以下说法正确的是( ) 。
A 、 吸收操作线越靠近气液平衡线
B 、 吸收推动力增大
C 、 吸收塔的吸收效果降低
D 、 吸收塔的吸收液出塔浓度减小
[T/]
[D]A,C[D/]
@[T]A-B-I-016 2 7 2
以下操作条件的改变有利于提高吸收效果的是( ) 。
A 、 减小吸收剂的用量
B 、 增大吸收剂的用量
C 、 减小吸收剂中吸收质的纯度
D 、 增大吸收剂中吸收质的纯度
[T/]
[D]B,C[D/]
[T]A-B-I-017 2 2 1
吸收操作的依据是( ) 。
A 、 挥发度的差异
B 、 溶解度的差异
C 、 温度的差异
D 、 密度的差异
[T/]
[D]B[D/]
[T]A-B-I-017 2 4 4
根据双膜理论简述气体吸收操作的过程。[T/]
[D]答：在吸收过程中，吸收质从气相主体中以对流扩散的方式到达气膜边界(0.2)，又以分子扩散的方式通过气膜达到气、液界面(0.2)，在界面上吸收质不受任何阻力从气相进入液相(0.2)，然后，在液相中以分子扩散的方式穿过液膜到达液膜边界(0.2)，最后又以对流扩散的方式转移到液相主体(0.2)。[D/]
[T]A-B-I-017 2 4 3
双膜理论的基本要点有哪些？[T/]
[D]答：①相互接触的气液两个流体间存在着稳定的相界面(0.1)，在相界面的两侧存在稳定的处于层流状态的气膜和液膜，(0.2)吸收质以分子扩散方式通过气膜和液膜；(0.1)②在相界面上，气液两相处于平衡状态，(0.1)溶质通过界面由一相进入另一相时，界面本身对扩散无阻力(0.1)③在两膜以外的气液两相主体中，(0.1由于流体的充分湍动，溶质的浓度是均匀的，(0.1)浓度差全部集中在两个膜层内。(0.2)[D/]
@[T]A-B-I-017 2 7 1
吸收操作不能用来分离( ) 。
A 、 气体混合物
B 、 液体混合物
C 、 互不相溶的液体混合物
D 、 气液混合物
[T/]
[D]B,C,D[D/]
[T]A-B-I-018 2 1 4
吸收操作时，塔内任一横截面上，溶质在气相中的实际分压总是高于与其接触的液相平衡分压，所以吸收操作线总是位于平衡线的上方。[T/]
[D]√[D/]
[T]A-B-I-018 2 2 3
在气体流量、气相进出口组成和液相进口组成不变时，若减少吸收剂用量，则吸收操作的推动力将( ) 。
A 、 增大
B 、 减小
C 、 不变
D 、 无法判断
[T/]
[D]B[D/]
@[T]A-B-I-018 2 2 3
以下说法不正确的是( ) 。
A 、 若吸收塔的操作线位于气液平衡线的下方，则此传质过程必为解吸
B 、 吸收塔的操作线表示一定操作条件下，上一层塔截面下降的液体和下一层塔截面上升的蒸气组成之间的关系
C 、 吸收塔的操作线表示一定操作条件下，吸收塔内同一塔截面上液体组成和气相组成之间的关系
D 、 吸收塔的操作线是通过对吸收塔进行物料衡算得到的
[T/]
[D]B[D/]
[T]A-B-I-018 2 5 5
一填料吸收塔，用来从空气和丙酮蒸气组成的混合气中回收丙酮，用水作吸收剂。已知条件：
3混合气中丙酮蒸气的含量为6%(体积分数) ，所处理的混合气中的空气量为1400m /h，操作
在293K 和101.3kPa 下进行，要求丙酮的回收率达98%。若吸收剂用量为154kmol/h，试问吸收塔溶液出口浓度为多少？[T/]
[D]解：Y 1=0. 06=0. 0638 1-0. 06
Y 2=Y 1(1-0. 98)=0. 0638⨯0. 02=0. 00128 X 2=0
V =1400273⨯=58. 2kmol /h 22. 4293
根据吸收塔的物料平衡关系式：
V (Y 1-Y 2)=L (X 1-X 2)
X 1=V (Y 1-Y 2)+X 2=58. 2⨯(0. 0638-0. 00128)+0=0. 0236kmol 丙酮/kmol 水答：L 154
吸收溶液出口出口为0.0236kmol 丙酮/kmol水。
评分标准：公式正确0.2，过程正确0.5，答案正确0.2，答正确0.1。[D/]#13
@[T]A-B-I-019 2 1 1
表明吸收速率与吸收推动力之间关系的数学式称为吸收速率方程式。[T/]
[D]√[D/]
@[T]A-B-I-019 2 2 4
对气膜控制的吸收过程，为提高气相总传质系数K G ，应采取的措施是( ) 。
A 、 提高气相湍动程度
B 、 提高液相湍动程度
C 、 升温
D 、 同时提高气相和液相的湍动程度
[T/]
[D]A[D/]
[T]A-B-I-019 2 5 4
在填料塔中用清水吸收混合于空气中的甲醇蒸气。若操作条件下(101.3kPa及293K) 平衡关系符合亨利定律，相平衡常数m=0.275。塔内某截面处的气相组成Y=0.03kmolA/kmolB，液相组成X=0.0065kmolA/kmolS，气膜吸收分系数k Y =0. 058kmol /m ⋅h ，液膜吸收分系数k X =0. 076kmol /m ⋅h 。试求该截面处的吸收速率，通过计算说明该吸收过程的控制因素。[T/]
[D]解：该截面处的吸收速率N A =K Y Y A -Y A (2)(2)(*)
Y A =0. 03
Y A =mX A =0. 0275⨯0. 0065=0. 00018
1/K Y =1/k y +m /k x
1/K Y =1/0. 058+0. 0275/0. 076
K Y =0. 048 *
)=0. 0014kmol /(m 2⋅h ) N A =0. 048(0. 03-0. 00018
(2)气膜阻力为1/k y =1/0. 058=17. 24
总阻力为1/K Y =1/0. 048=20. 86
气膜阻力占总阻力的百分数为17.24/20.86×100%=82.6%
说明该过程为气膜控制。
2答：该截面处的吸收速率为0.0014kmolA/(m.h) ，该吸收过程为气膜控制。
评分标准：吸收速率计算公式正确0.1，过程正确0.4，答案正确0.1；阻力计算公式正确0.1，过程正确0.2，答案正确0.1。[D/]#13
[T]A-B-I-019 2 7 5
下述说法中错误的是( ) 。
A 、 用水吸收氨属难溶气体的吸收，为液膜阻力控制
B 、 常压下用水吸收二氧化碳属难溶气体的吸收，为气膜阻力控制
C 、 用水吸收氧属难溶气体的吸收，为气膜阻力控制
D 、 用水吸收二氧化硫为具有中等溶解度的气体吸收，气膜阻力和液膜阻力都不可忽略
[T/]
[D]A,B,C[D/]
[T]A-B-I-019 2 7 2
以下说法正确的是( ) 。
A 、 吸收速率与吸收推动力成正比，与吸收系数成反比
B 、 吸收过程的总阻力为气膜阻力与液膜阻力之和
C 、 气膜吸收推动力等于吸收质在气相主体中的组成减去吸收质在相界面处的气相组成
D 、 液膜吸收推动力等于吸收质在液相主体中的组成减去吸收质在相界面处的液相组成
[T/]
[D]B,C[D/]
[T]A-B-I-020 2 1 5
温差测量的基本原理是基于不同塔板的物料组成不同，产生的泡点温度也不同，下部塔板与其上部的任一块塔板上液体温度的差值叫温差。[T/]
[D]√[D/]
[T]A-B-I-020 2 2 3
当精馏塔板上的物料或者热量平衡被破坏时，精馏塔内各塔板上的组成必然发生变化，其塔板上相应的温度( ) 。
A 、 发生无规律的变化
B 、 必有一块变化最大、一块变化最小
C 、 必有一块变化最大、一块不变化
D 、 都不会发生变化
[T/]
[D]C[D/]
@[T]A-B-I-020 2 2 3
精馏塔温差与产品质量保持一一对应关系的前提是( ) 。
A 、 塔顶压力保持不变
B 、 回流比保持不变
C 、 进料负荷保持不变
D 、 温差没有发生逆转
[T/]
[D]D[D/]