化工原理考研复习题库.pdf

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1、化工原理考研复习题库化工原理考研试题库物理吸收操作属于-过程，是一组分通过另一静止组分的-扩散。当平衡线在所涉及的范围内是斜率为m的直线时，则 1/K=l/k +_ _ _ _ _ 1/k 。在填料塔中用清水吸收混合气中NH,当水泵发生故障上水量减少时，气相总传质单元数N _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ (A )增加；(B )减少；(C)不变。根 据 双 膜 理 论，当被吸收组分在液体中溶解度很小时，以液相浓度表示的总传质系数(A )大于液相传质分系数；(B )近似等于液相传质分系数；(C )小于气相传质分系数；(D )近似等于气相传质分系数。气体吸收计算中表示设备(填料)效能高低

2、的一个量是-，而表示传质任务难易程度的一个量是-。吸收塔底部的排液管成U形，目的是起-作用，以防止-。操作中的吸收塔，若使用液气比小于设计时的最小液气比，则其操作结果是吸收效果_-;若吸收剂入塔浓度x降低，其它操作条件不变，吸收结果将使吸收率一一-出口气体浓度-。含 SO 为 1 0%(体积)的气体混合物与浓度C为 0.0 2 0 Km o l/m 的 SO 水溶液在一个大气压下相接触。操作条件下两相的平衡关系为P =1.6 2 c (大气压)，则s 0 将从-相向-相转移，以气相组成表示的传质总推动力为-大气压，以液相组成表示的传质总推动力为-Km o l/m 。总传质系数与分传质系数之间的

3、关系可以表示为1/K=l/k +H/k其中1/k表示-,当 项可忽略时，表示该吸收过程为液膜控制。是 非 题亨利定律的表达式之一为P=Ex,若某气体在水中的亨利系数E值很大，说明该气体为易溶气体。()低浓气体吸收中，已知平衡关系y =2 x ,k =0 .2 Km o l/m .s,k =2 x10 Km o l/m .s,则此体系属-(A气膜；B液膜；C气、液双膜)控制总传质系数近似为k =-Km o 1/m .s。(A )2,(B )0.1,(C )0.2,(D )2x 1 0通常所讨论的吸收操作中，当吸收剂用量趋于最小用量时，-。(A )回收率趋向最高；(B )吸收推动力趋向最大；(C

4、)操作最为经济；(D )填料层高度趋向无穷大。(1 )G =k _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ F;(2)G =_ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _(x -x )F式中：G -传质量，Km o l/h r;F-传质面积，m ;k-传质总系数 Km o l/m .h r (KN/m )x-液相摩尔分率。某操作中的吸收塔，用清水逆流吸收气体混合物中A组分。若 y下降，L、G、P,T等不变，则回收率有何变化-；若 L增加，其余操作条件不变，则出塔液体x有何变化？-气相中：温度升度则物质的扩散系数-压强升高则物质的扩散系数-在液相中：液相粘度增加则物质的扩散系

5、数-易溶气体溶液上方的分压-，难溶气体溶液上方的分压-，只要组分在气相中的分压-，液相中该组分的平衡分压，吸收就会继续进行，直至达到一个新的-为止。最大吸收率n 与-无关。(A)液气比(B)液体入塔浓度x(C)相平衡常数m(D)吸收塔型式单向扩散中的漂流因子-。(A)1 (B )1 (C)=1 (D)不一定已知S O 水溶液在三种温度t 、t 、t 下的亨利系数分别为E =0.0 0 3 5 a t m,E =0.0 1 l a t m,E =0.0 0 6 5 2 a t m,则-(A )t t (C)t t (D)t t图所示为同一温度下A、B、C 三种气体在水中的溶解度曲线。由图可知，它

6、们溶解度大小的次序是-；因为-。吸收中，温度不变，压力增大，可使相平衡常数-(增大，减小，不变)，传质推动力-(增大，减小，不变).如图：请在Y-X 图上绘出两塔操作线。又膜理论的要点是：(1)-；(2 )-解吸时溶质由-向-传递；溶解度很大的气体，属于-控制；在逆流操作的填料塔中，吸收因数人=-.当A 1时，增加塔高，对吸收率-3 0 时，某理想气体混合物中组分A的分压为3 0 0 0 0 P a,则组分A的摩尔浓度 C=-(Kmol/m)。以分压差为推动力的总传质速率方程为N=K(P-P)。由此可知，气相总体积传质系数K 的单位是-。其中，符号a代表-图1所示两曲线分别为气体A和气体B在水

7、中的溶解度曲线，由图可知气体的溶解度较大，因为-。某吸收过程，用纯水吸收气体中A组分，要求A组分由y=0.1下降至0.0 2;已知吸收因子A=1,若该吸收过程需理论板NT=4块，则需传质单元数为-0吸收过程中最小液气比的计算关系式为(L/G)m in =-。某低浓度气体吸收过程，已知：相平衡常数m=l,气膜和液膜体积吸收系数分别为k=2 x 1 0 Kmol/(m s),k=0.4 km o 1 /(m .s)。则该吸收过程为-膜阻力控制。气膜阻力占总阻力的百分数为-；该气体为-溶气体。漂流因数可表为-，它反映-某逆流吸收塔，用纯溶剂吸收混合气中易溶组分，设备高为无穷大，入塔Y =8%(体积)

8、平衡关系Y=2x.试问：.若液气比(摩尔比，下 同)为2.5时，吸收率=-%(2).若液气比为1.5时，吸收率=-%1.吸收因数A可表示为-，它在Y-X图上的几何意义是-。2.Kx与kx分别是以-为推动力的传质系数，其单位是-1.概括地说，传质单元高度是下列三个方面的函数，即-2.吸收过程的传质速率式：N =K ()=k()在1 atm,20C下某低浓度气体被清水吸收，气膜吸收分系数(气相传质分系数)k=0.1km o 1 /(m .h.atm),液膜吸收分系数 k=0.25 km o 1 /(m .h.Kmol/m),溶质的溶解度系数H=150kmol/(m.atm),则该溶质为-溶气体，气

9、相总传质系数K =._-kmol/(m .Ay),液相总传质系数 K =-kmol/(m .h.Ax)在逆流解吸塔操作时，若气液入口组成及温度、压力均不变，而气量与液量同比例减少，对液膜控制系统，气体出口组成Y将-，液体出口组成将x-溶质解吸率将-.解吸操作的目的是-。含低浓度溶质气体的吸收系统如下图，气体摩尔流量为G,浓度y,先与流量为L,浓度X的溶剂并流吸收，再用流量为L ,浓度为X 的溶剂逆流吸收，x x,L/Gl若两股溶剂吸收溶质后混合浓度为x,请在x-y图上示意绘出此过程的操作线，并注明各处的相应组成。1.实验室用水逆流吸收空气中的C0，当水量和空气量一定时，增加C O量，则入塔气体

10、浓度-，出塔气体浓度-，出塔液体浓度-2.吸收总推动力用气相浓度差表示时，应等于-和-之差。对于低浓度溶质A的气体的物理吸收达到平衡时，其自由度可视为等于-。即在-四个变量中，有-个自变量。k 表示以-为推动力的传质系数，其单位为双组分理想气体系统经绝热压缩，其总压增加一倍，则过程前后系统中的扩散系数D 与 D 的关系应该是D=-D。对接近常压的低浓度溶质的气液平衡系统，当系统温度增加时，其溶解度系数H 将一一-。而当系统中液相总浓度增加时，其相平衡常数m 将-。在吸收塔某处，气相主体浓度y=0.025,液相主体浓度x=0.0 1,气相传质分系数k=2kmol/m.h 气相总传质系数K=1.5

11、kmol/m.h,则该处气液界面上气相浓度y应 为（），平衡关系y=0.5X。（A ）0.02,（B）0.01,（C）0.01 5,（D）0.005选择题。（请在正确答案下方划一横道）在一个低浓度液膜控制的逆流吸收塔中，若其他操作条件不变，而液量与气量成比例同时增加,则：气体出口组成y为（A 增 加 B 减 少 C 不 变 D 不定）液体出口组成X为（A 增 加 B 减 少 C 不 变 D 不定）回收率将（A 增 加 B 减 少 C 不 变 D 不定）传质速率N等于分子扩散速率J的条件是：（A 单向扩散、B 双向扩散、C 湍流流动、D 定常过程）吸收过程物料衡算时的基本假定是：（1）_.（2）

12、_ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _。对接近常压的低浓度溶质的气液平衡系统，当总压增加时，亨利系数-，相平衡常数m-,溶解度系数H-。对非液膜控制的系统，气体流量越大，则气相总传质系数K-,气相总传质单元高度H-。对接近常压的低浓度溶质的气液平衡系统A.B.在同样条件下，A 系统中的溶质的溶解度较 B 系统中的溶质为高，则 A 系统的溶解度系数H _ _H，亨利系数E _ _E，相平衡常数 m-m.（,=,）在

13、常压下，测定水中溶质A 的摩尔浓度为0.56Kmol/m,此时气相中A 的平衡摩尔分率为 0.02,则此物系的相平衡常数1 1 1=-。当其他条件不变，而总压增加一倍时，相平衡常数m=-,若测得总压值为2 at m,则此时的亨利系数E=-at m,而溶解度系数-kmol/m at m一般地，在相同温度、压力下，气体在水中的扩散系数比在气相中的扩散系数。选择题：（在正确答案下划一横道）扩散通量式J=-D（dC/dZ）=-J（可以用于多组分系统、只能用于双组分系统、只能用于稀溶液、只能用于理想气体、只能用于液相、可以同时用于液相或气相系统）逆流操作的填料吸收塔，当吸收因数A 1 且填料为无穷高时，

14、气液两相将在：（A 塔 顶、B 塔底、C 塔中部）达到平衡。选择题：（在正确答案下划一横道）双组分理想气体混合物中，组分A 的扩散系数是（A 系统的物质属性、B 组分A 的物质属性、C 只取决于系统的状态）当系统总浓度增加时，此扩散系数将（A 增加、B 减少、C 不变、D 不定）.当系统中组分B 的分子量增加时，此扩散系数将（A 增加、B 减少、C 不变、D 不定）对含低浓度溶质的气体与溶液的平衡系统，溶质在气相中的摩尔浓度与其在液相中摩尔浓度的差值是（A 正值、B 负值、C 等于零、D 不定）在逆流操作的吸收塔中，其操作线及平衡线如下图，若其他操作条件不变而系统温度增加（设温度对S的影响可略

15、）则塔的气相总传质单元高度H 将-0气体出口浓度y 将-，液体出口浓度x 将-。请在y-x 图上示意画出新条件下的操作线及平衡线。在一个低浓度溶质的混合气体的并流吸收塔内，若其他操作条件不变，但入口液相组成x 减少为x 。请在y-x 图上画出前后两种情况下的操作线，并注明顶低的气液组成.标出两种情况下塔内气相平均总推动力y,y的示意值。此时出塔液体组成x 将-，出塔气体组成y 将-.逆流解吸塔如右图，其操作线与平衡线如左图，请在左图上标出塔顶和塔底气液组成以气相浓度差表示的塔底和塔顶的总推动力；画出最小气液比下的操作线，并列出其计算公式。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

16、收剂用量，则传质推动力将-操作线将-平衡线，设备费用将-。当温度增高时，溶质在气相中的分子扩散系数将-，在液相中的分子扩散系数将对一定操作条件下的填料吸收塔，如将塔料层增高一些，则塔的H 将-，N 将-（增加，减少，不变）。含溶质A 且摩尔分率为x =0.2的溶液与压力为2at m,y =0.1 5的气体等温接触（此条件下的平衡关系为：P =1.2x ）,则此时将发生-过程。用气相组成和液相组成表示的总传质推动力分别为y=-,X=-（摩尔分率）。如系统温度略有增高，则y将-。如系统总压略有增高，则X 将-。在低浓度难溶气体的逆流吸收塔中，若其他条件不变，而入口液体量增加，则此塔的液相传质单元数

17、N将-，而系统的气相总传质单元数N 将-，气体出口浓度y 将-。选择题：（在正确答案下划一横道）实验室用水吸收空气中的CO,基本上属于（A 气膜控制、B 液膜控制、C 两相扩散控制）。其气膜中的浓度梯度（A 大于、B 等于、C 小于）液膜中的浓度梯度（均换算为对应的液相组成表示）。气膜阻力（A 大于、B 小于、C 等于）液膜阻力。吸收塔操作时，若脱吸因数mG/L增加，而气液进口组成不变，则溶质回收率将（A 增加B 减少、C 不变、D 不定），而出塔液体浓度将（A 增加、B 减少、C 不 变 D 不定）在并流吸收操作中，L/C 一定，若塔高趋于无穷，则理论板数N 将趋近于-0在一个定常的传质过程

18、中，若两点间传质推动力越大，则表明此两点间的传质阻力一 一对水吸收CO 的低浓系统，如在水中加碱，对此系统的k-,K-。用逆流操作的吸收塔处理低浓度易溶溶质的气体混合物，如其他操作条件不变，而入口气体的浓度y增加，则此塔的液相总传质单元数N 将-。出口气体组成y 将-。出口液相组成x 将-（提示：塔内平均推动力可按算术平均计算）选 择 题（在正确答案下方划一横道）低浓度液膜控制系统的逆流吸收，在塔操作中，若其他操作条件不变，而入口气量有所增力 口，则:液相总传质单元数N（A增加、B减少、C基本不变、D不定）液相总传质单元高度H气相总传质单元高度H（A增加、B减少、C基本不变、D不定）（A增加、

19、B减少、C基本不变、D不定）操作线斜率将（A增加、B减少、C基本不变、D不定）选择题：（按a增加、b减少、c不变填入括号内）含低浓度溶质的气体在逆流吸收塔中进行吸收操作，若其他操作条件不变，而入口气体量增加，则对于气膜控制系统：其出口气体组成y将（）；出口液体组成x 将（）;溶质回收率将（）。对一定的逆流吸收操作体系，若其解吸因数S 1,则其理论板必-气相总传质单元数N.如S=1 ,则理论板数-N.计算吸收塔的填料层高度需要应用求解。三个方面的关系联合若S 、S 、S分别为难溶、中等溶解度、易溶气体在吸收过程中的脱吸因数，吸收过程中操作条件相同，则应有s _ _s _ _s 。（,=,）工程上

20、采用水一一空气系统进行氧解吸测定填料传质性能，此种系统以用-传质单元数和-传质单元高度计算较为方便，它们的表达式分别是：-和-。在逆流吸收塔操作时，物系为低浓度气膜控制系统，如其他操作条件不变，而气液流量按比例同步减少，则此时气体出口组成y 将-，而液体出口组成X将-,回收率将-。工程上常用水一一空气系统进行氧解吸以测定填料传质性能，这种系统属于-系统，传质阻力主要在-测。请将你认为最确切的答案填在（）内：用纯溶剂吸收混合气中的溶质。在操作范围内，平衡关系满足亨利定律，逆流操作.当入塔气体浓度y上升，而其它入塔条件不变，则气体出塔浓度y和吸收率n的变化为:（）。（A）y 上升，n下降；（B）y

21、 下降，n上升；（O y 上升，n不变；（D）y 上升，n变化不确定。某吸收过程，已知其气相传质分系数k=4x 1 0 kmol/m.s,液相传质分系数k=8x 1 0 kmol/m.s,由此可知该过程为：（）（A）液膜控制；（B）气膜控制；（C）判断依据不足；（D）气膜阻力和液膜阻力相差不大。选择题：（在正确答案下划一横道）在填料塔中，低浓度难溶气体逆流吸收时，若其他操作条件不变，但入口气量增加，则：气相总传质单元数N 将（A增加、B减少、C不变）出口气体组成y 将（A 增加、B 减少、C 不变）出口液体组成x 将（A 增加、B 减少、C 不变）提高吸收剂用量对吸收是有利的。当系统为气膜控制

22、时，K 值有何变化？-；系统为液膜控制时，K 值有何变化？-.设计中采用液气比（L/G）=（L/G）时，=_ _ _ _ _ _ _,塔高 H=_。双组分理想气体中进行定常单向扩散，如维持气相总摩尔浓度及溶质的摩尔浓度梯度不变，则：当气相中溶质摩尔浓度增高时，溶质通量N将-.当系统温度升高时N 将-。当系统总压降低时N 将-。如一个低浓度气体的吸收塔的气相总传质单元数N=1,这意味着，此塔的气相进出口浓度差（摩尔分率或摩尔比）将等于-。在低浓度溶质系统逆流解吸操作时，若其他条件不变而液体入口浓度x增加，则此时：液相总传质单元数N 将-液体出口浓度将-。解吸气体出口浓度y 将-。选择题：（按 a

23、.增加、b.减少、c.不变、d.不定，填入括号内）双组分理想气体进行定常单向扩散，如维持气相各部分P不变，则在下述情况下，气相中的传质通量N 将如何变化？总压增加，N（）、温度增加，N（）、气相中惰性组分的摩尔分率减少，则 N（）。随温度增加，气体的溶解度（），亨利系数E（）。选择题：（在正确答案下方划一横道）对解吸因数S=0.5的系统进行逆流吸收，y =mx,当塔高为无穷大时，（Dy 将（A 大于、B 小于、C 等于）y ，塔底气相出口浓度y 将（A 大于、B 小于、C 等于）y 。若系统压力减少一倍，而气液摩尔流量与进口组成均不变，则此时气体入口组成y 将（A 大 于、B 小于、C 等于）

24、y .采用化学吸收可使原来的物理吸收系统的液膜阻力（A 增加、B 减少、C 不变）气膜阻力（A 增加、B 减少、C 不变）。选 择 题（在正确答案下方划一横道）低浓度的气膜控制系统，在逆流吸收操作中，若其他操作条件不变，而入口液体组成x增高时，则气相总传质单元数N 将（A 增加、B 减少、C 不变、D 不定）气相总传质单元高度H 将（A 增加、B 减少、C 不变、D 不定）气相出口组成y 将（A 增加、B 减少、C 不变、D 不定）液相出口组成x 将（A 增加、B 减少、C 不变、D 不定）选择题：（在正确答案下方划一横道）双 组 分 气 体（A、B）在进行定常分子扩散，J及 N分别表示在传质

25、方向上某截面处溶质A 的分子扩散速率与传质速率，当整个系统为单向扩散时：I J I（A 大于、B 等于、C 小于）|J|I N|（A 大于、B 等于、C 小于）|N|气膜控制系统的逆流解吸塔操作中，如气量与液量同比例减少，则气体出口组成y（A 增加、B 减少、C 不变），而液体出口组成x （A 增加、B 减少、C 不变）选择题：（请按a.增加、b.减少、c.不变，填入括号内）对接近常压的低浓度溶质的气液平衡系统，当温度和压力不变，而液相总浓度增加时其溶解度系数H将（），亨 利 系 数 将（）。在常压下用水逆流吸空气中的C O ，若将用水量增加则出口气体中的C O 含 量 将（）气相总传质系数K

26、将（）,出塔液体中CO浓度将（）.选 择 题（在正确答案下方划一横道）正常操作下的逆流吸收塔，若因某种原因使液体量减少以致液气比小于原定的最小液气比时，下列哪些情况将发生？A出塔液体浓度x增加，回收率增加；B出塔气体浓度增加，但x不变；C出塔气体浓度与出塔液体浓度均增加；D在塔下部将发生解吸现象。等摩尔相互扩散时的传质速率应（A大于、B小于、C等于）单向扩散时的传质速率。有两股浓度分别为y 与y 的低浓度气体，y y ，今用下图两种方案进行吸收方 案I中，y 气体从塔底送入，而浓度为y 的气体则在塔中部气体组成相同处送入方案n则为两股气体混合后，一起由塔底送入，请在X-y图上分别画出两种方案的

27、操作线且说明方案-的推动力较大。在低浓度溶质系统逆流吸收塔操作中，其平衡线与操作线如下图，若气液摩尔流量和入口组 成（摩尔分率）不变，但操作压力降低。请在y-x图上示意画出操作线和平衡线的变动情况；此时气相出口组成y 将-而液相出口组成x 将-。含低浓度溶质和混合气体与溶剂进行并流吸收，如下图所示：请在y-x图上示意画出操作线，并标明端点组成。标出用气相组成表示的塔顶及塔底的推动力。如液气比L/G增加，请示意表明操作线的变化。在你认为最正确的答案上打圈两组份的相对挥发度越小，则表示分离该物系越-A容易；B困难；C完全；D不完全。二元溶液连续精僭计算中，进料热状态的变化将引起以下线的变化-A平衡

28、线；B操作线与q线；C平衡线与操作线；D平衡线与q线。下列情况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.在常压下苯的沸点为8 0.1 ,环己烷的沸点为8 0.7 3 ,为使这两组份的混合液能得到分离，可采用哪种他离方法？A.恒 沸 精 镭B.普通精储 C.萃取精僧 D.水蒸汽直接加热精僧 溶液的相对挥发度（a ）等于两组份-，al则表示组分A和B_ _ _ _ _ _,a=1则表示组分A和B_ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _ _o 当塔板中-时，该塔板称理论塔板。精偷过程是利用-和-的原理而进行的。精储过程的

29、回流比是指-，最小回流比是指-。已分析测得这四股物料的组成为0.6 2 ,0.7 0 ,0.7 5,0.8 2,试找出YX ,Y ,X 的对应值，Y=,X =,Y =,X =如图所示a点表示-；b点表示-；c点表示-；a b段表示-；b c段表示-。在连续精像塔中，进行全回流操作，已测得相邻两板上液相组成分别为X =0.7X =0.5(均为易挥发组份摩尔分率)。已知操作条件下相对挥发度=3,则Y =-,X =-以液相组成表示的第n 板的单板效率E=-。讨论在精僮塔任意一块理论板上，其液相的泡点温度小于气相的露点温度。()某二元混合物，进料量为1 0 0 K m o l/h,x =0.6,要求得

30、到塔顶x 不 小 于 0.9,则塔顶最大产量为(A)6 O K m o l/h (B )6 6.7 K m o l/h (09 O K m o l/h(D)不能定精像分离a =2.5的二元理想混合液，已知回流比R=3,塔顶X =0.9 6,测得第三层塔板(精镭段)的下降液体浓度为0.4 ,第二层板下降液体浓度为0.4 5,则第三层塔板的汽相单板效率Em v为(A )2 2.2%(B )3 2.6 8%(C )4 4.1%(D )1 0 7.5%讨论在已建成的板式精僭塔中分离某二元混合液，在进料量和组成一定，精镭过程中要求得到一定流量和组成的精储产品，进料位置不变，而将进料状况由冷液进料改为饱和

31、液体进料时，设两种进料状况下塔效率不变，则塔底再沸器中加热介质的流量应减小，塔顶冷凝器和冷却器中冷却介质流量应加大.()直接水蒸汽加热的精储塔适用于-的情况。与-回流相对应的理论塔板数最少。在塔顶为全凝器的连续精保塔中，完成一定分离任务需N块理论板.如按下图设计，在相同操作条件下，完成相同的分离任务，则所需理论板数为-。对一定组成的二元体系，精镭压力越大，则相对挥发度-，塔操作温度一-,对分离-。简单蒸镭过程中，釜内易挥发组分浓度逐渐-，其沸点则逐渐-分离要求一定。当回流比为一定时，在五种进料状况中，-进料的q值最大，其温度-，此时，提镭段操作线与平衡线之间的距离-，分离所需的总理论板数-。对

32、有恒沸现象的二元体系，用恒沸精偏比萃取精镭好，因为前者能耗小。水蒸汽蒸储的先决条件是料液与水-。这样可以-体系的沸点。在回流比不变的情况下，为了提高塔顶产品浓度，可以-回流液温度。向连续精镭塔加料可能有种不同的热状况.当进料为气液混合物且气液摩尔比为 2比3时，则进料热状况参数q 值为-。精福塔中的恒摩尔流假设，其主要依据是各组分的-，但精僧段与提储段的摩尔流量由于-影响而不一定相等。精储塔在操作过程中进料组成不变，进料量适当增加，则塔顶组成X将-，塔釜组成X 将-（泡点液体进料）。设计二元理想溶液精储塔时，若 F,X ,X ,X 不变，则随原料中液相分率的增加其最小回流比-。在相同回流比下，

33、总理论板数-；精储段理论板数-；塔顶冷凝器热负荷-；塔釜热负荷-。在设计连续操作的精僧塔时，如保持X 、D/F、X 、R一定，进料热状态用的气速也一定，则增大进料量将使塔径-，而所需的理论板数-。全回流时，精偏段操作线的斜率为-，提镭段操作线的斜率为-，对相同的X 和X ,部分回流比全回流所需的理论板数-0理想溶液的特点是同分子之间的作用力-异分子之间的作用力，形成的溶液_-容积效应和热效应。精 僧 塔 设 计 时，当回流比加大时，所需要的理论板数-，同时蒸储釜中所需要的加热蒸汽消耗量-塔顶冷凝器中冷却剂消耗量-，所 需 塔 径 _ _简单蒸镭的主要特点是-；-简单蒸储操作时易挥发组分的物料衡

34、算式是-。精像塔的塔顶温度总低于塔底温度，其原因之一-；原因之二-精储设计中，回流比越-，所需理论板数越少，操作能耗-。随着回流比的逐渐增大，操作费和设备费的总和将呈现-变化过程。精储操作时，增大回流比，若 F,Xs,q不变，则精储段液汽比L/V-,提储段液汽比L/V-，塔顶X-，塔底X-.试述五种不同进料状态下的q 值：（1 ）冷液进料-；（2 ）泡点液体进料一-;（3 ）汽液混合物进料-；（4 ）饱和蒸汽进料-；（5）过热蒸汽进料-0当原料组成、料液量、压力和最终温度都相同，则二元理想溶液的简单蒸储和平衡蒸僮（闪蒸）的结果比较是1 ）得到的镭出物浓度（平均）-；2 ）得到的残液浓度-；3

35、）镭出物总量-。恒沸精镭与萃取精俺主要针对-和-的物系，采取加入第三组分的办法以改变原物系的-。精僧操作的依据是-。实现精僮操作的必要条件包括-和-。（1 ）“蒸储操作依据是组分间沸点差异”此话错在何处？（2 ）精镭塔塔顶某理论板上汽相露点温度为t ,液相泡点温度为t 。塔底某理论板上汽相露点温度为t,液相泡点温度为t 。试按温度大小顺序用、=、符号排列如下：-。（3 ）恒沸精锵与萃取精镭都需加入添加剂（第三组分），其目的是-总 压 为 1 0 1.3 k p a,9 5 温度下苯与甲苯的饱和蒸汽压分别为1 5 5.7k p a与 6 3.3 k p a,则平衡时苯的汽相组成=-,苯的液相组成

36、=-。(均以摩尔分率表示)。苯与甲苯的相对挥发度=-。恒沸精镭与萃取精僧的共同点是-.主要区别是：(1)-,(2)-。间歇精镭与连续精储不同点在于：-和-。间歇精馆可以按两种方式进行操作，即-和-。等板高度(H ET P)的含义是：-。某填料精镭塔的填料层高度为8米，完成分离任务需要1 6块理论板(包括塔釜)，则等板高度(H E T P)=-。连续精镭过程的进料热状态有-种。已知q=l.1,则加料中液体量与总加料量之比是-。理论板图解时，与F、x,x,q、x,R,操作压力P等参数中-已知某精镭塔在情况一下操作得到F、x、q、R、D、x、x。今改变操作为情况二，且知F=F,x=x,x=x,q=q

37、 但 x、=、)D_ DW_ WR R精储过程设计时，增大操作压强，则相对挥发度-，塔顶温度-，塔釜温度-。(增大，减小，不变，不确定)精福中引入回流，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-.(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的现象同时发生。试比较连续精储塔的塔釜用直接蒸汽加热与间接蒸汽加热.(、=、N;(B)N=N;(C)N N;(D)判断依据不足。某精储塔设计时，若将塔釜由原来的间接蒸汽加热改为直

38、接蒸汽加热，而保持X,D/F,q,R,x 不变，则W/F-,x-,提镭段操作线斜率_ _-,理论板数-。（增加，减小，不变，不确定）操作中精镭塔，保持F,q,x ,D不变。（1）若采用回流比R小于最小回流比R ，则x-,x-；（2 ）若R增大，则 x_ _ _ _ _ _,x_ _ _ _ _ _ _,L /V_ _ _ _ _ _ _。（增加，减小，不变，不确定）若维持操作中精僧塔的F、x 、q,D不变，而减少塔釜蒸发量V.贝！|：x-,x-,L /V-。（变大，变小，不变，不确定）某精储塔设计时操作线如图示。现保持塔顶冷凝量不变，改为q =0加料时设计，试在同一图上画出改变后操作线并回答有

39、关参数有何变化？L /V_ _ _ _ _ _,N_ _ _ _ _ _ _。连续精镭塔操作时，增大塔釜蒸汽用量，而回流量及进料状态（F,x ,q）不变，则 L/V-,x-,x-.（变大，变小，不变，不确定）某二元混合液中含易挥发组成x =0.5 （摩尔分率），经平衡蒸镭（闪蒸）后得到汽量：液量=1:1（摩尔比），相对挥发度为2,则闪蒸后汽相中易挥发组成=-,液相中易挥发组成-。精偏塔设计时采用的参数（F,x ,q,D,x ,R均为定值），若降低塔顶回流液的温度，则塔内实际下降液体量-，塔内实际上升蒸汽量-精储塔液汽比-,所需理论板数-。（增大，减少，不变，不确定）请将你认为最确切答案填在（）

40、内。（1）某二元混合物要求用精镭方法分离，规定产品浓度为x ,x 。如进料为x 时，则相应的最小回流比为R ,若进料为x 相应为R ,现x x ，则：（）；（A ）R R ;（D ）无法确定R 大小。（2 ）精镭操作时，若F,x ,q,R均不变，而将塔顶产品量D增加，其结果是：（）。（A ）x 下降，x 下降；（B ）x 下降，x 上升；（C ）x 下降，x 不变；（D ）x 不变，x 下降。请将你的判断结论：“是”或“非”填 在（）内。（1）精镭设计时，若回流比R增加并不意味产品D减小，精镭操作时也可能有类似情况；-（）（2 ）恒摩尔流假定主要前提是两组分的分子汽化潜热相近，它只适用于理想物

41、系；_ _ _ _ _ _ _（）（3 ）若过热蒸汽状态进料，q线方程的斜率0；-（）（4 ）理论板图解时与下列参数：F,x ,q,R,a,x ,x 无关；_ _-（）（5 ）精镭段操作线方程为：y =0.7 5 x +0.3 ,这绝不可能。_ _ （）请将你认为最恰切答案填在（）内。（1）某真空操作情僮塔，因故真空度减小，而F,D,x ,q,加料位置，回流比R都不变。则塔底残液x变化为：（）（A）变小（B ）变大（C）不变（D）不确定(2 )精镭操作时，若F,D,x ,q,加料板位置，R都不变，而将塔顶泡点回流改为冷回流，则塔顶产品组成x 变化为：()(A)变小(B )变大(C)不变(D)不

42、确定某连续精镭塔中，若精偏段操作线方程的截距等于零，则：(1)回流比等于-；(2)偏出液量等于-；(3 )操作线斜率等于。(以上均用数字表示)请将你认为最恰切答案填在()内.(1)精镭的操作线是直线，主要基于如下原因：()(A )理论板假定(B)理想物系(C )塔顶泡点回流(2 )操作中连续精储塔,(A)x ,x 均增加(C)不能操作(D )恒摩尔流假定。如采用回流比小于最小回流比，则(B )x ,x 均不变(D )x 减小，x 增加。)请将你的判断结论：“是”或“非”填 在()内。(1)连续精微塔，塔顶及塔底产品分别为D及W,则提馆段液汽比总是大于1,精储段液汽比总是小于1。-()(2 )等

43、板高度(H E T P )值以小为好。-()(3)精镭设计时，采用相同的塔釜蒸发量，则冷加料比热加料需要较少理论板数。_ _ _ _ _ _()(4)精镭设计时，F,x ,q,x ,x ,R均已确定，若将原塔釜间接蒸汽加热改为直接蒸汽加热。则：(a )所需理论板数减少。-()(b)塔顶易挥发组分回收率减少.-()某二元物系的相对挥发度a =3,在具有理论板的精储塔内于全回流条件下作精偏操操作，已知x =0.3,则y=_ _ _ _ _ _(由塔顶往下数)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与之相平衡的汽相组成y=0.7,相应的露点为t ，则：()。(A )t =

44、t (B)t t (D)不能判断某二元混合物，汽液相平衡关系如图.t和t 分别表示图中相应点的温度。则：()(A )t =t (B)t t (D)不能判断某二元混合物，其中A为易挥发组分.液相组成x =0.4,相应的泡点为t汽相组成y=0.4相应的露点为t 。则：()(A )t =t (B)t t (D)不能判断某精僧塔塔顶上升蒸汽组成y,温度T,经全凝器恰好冷凝到泡点，部分回流入塔，组成 x ,温度 t,则 y-x ,T-t o (,=,x ;(B)x =x ;(C)x ,=,t （C）t I I 0 （B）.巾 0 6 1 （C）.I I 1 H O （D）.巾0 t w t d（C）.t

45、 t w t w =t d填空：在1 a t m下，不饱和湿空气的温度为2 9 5 K,相对温度为6 0%,当加热到27 3K时，该空气下列状态参数将如何变化？（只填变化的情况，不填变化的具体数值）湿度，相对湿度，湿球温度，露点，焰。若维持不饱和空气的湿度H不变，提高空气的干球温度，则空气的湿球温度-，露点，相对湿度。（变大，变小，不变，不确定）影响恒速干燥速率的因素主要是-；影响降速干燥速率的因素主要是-。用相对湿度巾=0.6的空气干燥含水量为0.4 3（干基）的湿木材。木材水份含量和空气相对湿度的关系如图所示。则平衡水份=-；自由水份=-；结合水份=-；非结合水份=-。并将有关水分数据标注

46、在图上。如需将空气减湿，应 使 水 温（）（A）高于湿球温度（B）低于湿球温度（C）高于露点（D）低于露点氮气与甲醇充分且密切接触，氮气离开时与甲醇已达传热和传质的平衡，如系统与外界无热交换，甲醇进出口温度相等，则氮气离开时的温度等于（）（A）氮气进口温度（B）绝热饱和温度（O 湿球温度（D）露点温度干燥热敏性物料时，为提高干燥速率，可采取的措施是（）（A）提高干燥介质的温度；（B）增大干燥面积；（C）降低干燥介质相对湿度；（D）增大干燥介质流速干燥传质速率是-；干燥传热速率是-0已知在t =5 0、P=1 a t m时空气中水蒸汽分压Pw =5 5.3 m m H g,则该空气的湿含量H=-

47、;相对湿度巾=-;（5 0 时水的饱和蒸汽压为9 2.5 I m m H g）非结合水份是-。以空气作为湿物料的干燥介质当所用空气的相对温度较大时，湿物料的平衡水份相应-，自由水份相应-0常压下，空气中水汽分压为2 0 m m H g时，其湿度H =-。物料干燥时的临界水份是指-；它比物料的结合水份-。?若干燥器出口废气的温度-而湿度-可以提高热效率，但同时会降低干燥速率，这是因为-减压(真空)干燥器主要用于-的物料，但它的设备费和能量消耗费用都-。空气的饱和湿度H s 是湿空气的如下参数的函数：()。(A).总压及干球温度；(B).总压及湿球温度；(C).总压及露点；(D).湿球温度及焰.在

48、湿球温度t的计算式中，k /a之比值：()。(A).与空气的速度变化无关；(B).与空气速度u的 0.8 次方成正比，即 k /a u(C).k /ag u;(D).不一定，与多种因素有关。在等速干燥阶段中，在给定的空气条件下，对干燥速率正确的判断是：()(A).干燥速率随物料种类不同而有极大的差异；(B).干燥速率随物料种类不同而有较大的差异；(C).各种不同物料的干燥速率实质上是相同的；(D).不一定.湿空气在温度3 0 8 K和总压1.5 2 M p a 下，已知其湿度H为 0.0 0 2 3 Kg水/K g 绝干空气，则其比容u 应为(单位均为m/K g 绝干空气)()。(A)0.0

49、5 8 3;(B).1.6 7 3;(0.2.3 8 2;(D).0.0 2 2 4。在某常压连续干燥器中采用废气循环操作，即由干燥器出来的一部分废气(t ,H )和新鲜空气(t ,H )相混合，混合气经预热器加热到必要的温度后再送入干燥。干燥过程中有关参数如下：混合气状态点M(t ,H )预热一点 N(t ,H )干燥(I =1 )一点 B(t ,H )已知水分蒸发量为W,则根据对整个干燥系统的物料衡算可得绝干空量L 为：(八(A).L=W/(H -H );(B).L=W/(H -H );(C).L=W/(H -H );(D).L=W/(H -H )。真空干燥的主要优点是：()(A)省钱；(

50、B)干燥速率缓慢；(0 能避免物料发生不利反应；(D)能避免表面硬化。有关降速干燥阶段物料内水分扩散机理的毛细管理论认为：当水分蒸发时水和固体之间由于()。(A).浓度差推动力；(B).表面张力；(C)摩擦力；(D).重力。而产生了毛细管力，这种毛细管力是水分由细孔移到固体表面的推动力.在测量湿球温度时，应注意空气速度u ()。(A).u l m/s;(B).u 5 m/s;(D).u 越小越好。在下列情况下可认为接近恒定的干燥条件：大里的空气干燥少量的湿物料；少量的空气干燥大里的湿物料；则正确的判断是().(A).对不对；(B).对 不 对;(C).都 不 对;(D).都可以。物料中的平衡水