下册汇总东南大学化工考研复试化工原理考试题库.docx

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1、精馏一、选择题1. 某二元抱负溶液，其组成 x=0.5(摩尔分率，下同)，相应的泡点为 t ，当气相组成 y=0.5时，相应的露点为t ，则C10A.t =tB.t tC.t t12B. t y y,x x xB. y y y,x x xn-1nn+1n-1nn+1n-1nn+1n-1nn+1C. y y x xD. y y y,x x xn-1nn+1n-1nn+1n-1nn+1n-1nn+19. 精馏过程中( A)随回流比的转变而转变A操作线B平衡线Cq 线D无法推断10精馏操作时，假设其他操作条件均不变，只将塔顶的过冷液体回流改为泡点回流，则产品组成 x变化为( A)DA变小B变大C不变

2、D不精准11精馏分别某二元混合物，规定分别要求为x 、x 。如进料分别为x、x时，其相DWF1F2最小回流比分别为 R、R。当 xx时，则(A )min1min2F1F2ARRBRRmin1min2min1min2CRRDR的大小无法确定min1min2min12. 连续精馏操作中,假设进料热状态发生变化,将导致 CA. 平衡线发生变化B. 平衡线和操作线发生变化C. 操作线和q 线发生变化D. 平衡线和q 线发生变化13. 二元溶液连续精馏计算中，进料热状况的变化将引起以下线的变化( A) A提馏段操作线与 q 线B 平衡线C平衡线与精馏段操作线D平衡线与 q 线14. 在其他条件不变的状况

3、下, 料液的热状态影响精馏操作的分别程度,其中 (A)A. 冷液进料,分别程度最大B. 饱和液体进料,分别程度最大C. 饱和蒸汽进料,分别程度最大D. 过热蒸汽进料,分别程度最大1212124. 混合液两组分的相对挥发度愈小，则说明用蒸馏方法分别该混合液愈(B) A简洁B困难C完全D不完全5. 精馏塔操作线是直线的缘由是DA. 理论板假定B. 抱负物系C. 塔顶泡点回流D. 恒摩尔流假设6. 假设精馏塔有总共有 5 个进、出料口，则该精馏塔有 AA. 四条操作线B五条操作线C六条操作线D七条操作线塔顶应的15. 关于精馏操作，以下表述正确的选项是B A由于L L，V V，无法满足恒摩尔流假设B

4、加料板属于提馏段 C对于理论板，离开塔板的汽液两相呈操作关系D对于理论板，离开塔板的汽体与进入该板的液体两相呈平衡关系16. 某双组分混合物，在精馏塔进展分别，进料量为100 kmol hr-1，xF= 0.6 ，要求 x不小D于 0.9，则塔顶最大产量为(B )A60 kmolhr-1B66.7 kmolhr-1C90 kmolhr-1D不能确定 17某双组分混合物，在精馏塔进展分别，进料量为200 kmolhr-1，xF = 0.5，要求 xD 不小于 0.95，则塔顶最大产量为(C )A100 kmolhr-1B66.7 kmolhr-1C105.26 kmolhr-1D不能确定18.

5、流率为 800 kmolhr-1 组成为 0.4 的二元抱负溶液精馏分别，要求塔顶产品组成到达0.7， 塔底残液组成不超过 0.1，泡点进料，回流比为 2.5。要使塔顶采出量到达 500 kmolhr-1， 应实行措施(D )A. 增加塔板数B加大回流比C转变进料热状况D增加进料量19. 用精馏塔完成某分别任务所需要的理论板数N 为 10, 而该塔的实际塔板数为 25，则该T塔的全塔效率为 (B )A. 25%B. 40%C.60%D. 75%20. 用精馏塔完成某分别任务所需要的理论板数N 为 10, 假设该塔的全塔效率为 50%, 则实T际需要的塔板数为 (D)A. 5B. 10C. 15

6、D. 2021. 下述说法中不准确的是( B) A板式塔内气液逐级接触，填料塔内气液连续接触B精馏用板式塔，吸取用填料塔 C精馏既可以用板式塔，也可以用填料塔 D吸取既可以用板式塔，也可以用填料塔22. 常压下苯的沸点为 80.1C, 环己烷的沸点为 80.73C, 欲使该两组分的混合液得以分别, 宜承受 ( B)A. 恒沸精馏B. 萃取精馏C. 水蒸汽精馏D. 一般精馏二、填空题1. 汽液两相呈平衡状态时，汽相温度等于 液相温度。2. 某双组分混合物，其中A 为易挥发组分，液相组成 x=0.6，相应的泡点为 t，气相组成y =0.6，相应的露点为 tA1，则 t小于t 。A2123. 精馏操

7、作的根本依据是依据混合物中各组分的挥发度的差异。4. 蒸馏分别的是利用被分别体系组分挥发度的不同使混合物得以分别。5. 溶液的相对挥发度等于两相分 (yy ) ( xx)。 ABAB6. 在精馏塔操作中，假设降低操作压强，则溶液的相对挥发度将增大。7. 精馏操作的平衡线随回流比的转变而不变。8. 精馏的操作线为直线，主要是由于恒摩尔流假定 。9. 1 则表示组分A 和B不能用一般蒸馏分别。10. 塔顶冷凝器的作用是为精馏供给符合精馏操作所需的下降液体 。11. 塔底再沸器的作用是为精馏供给符合操作需要的上升蒸汽。12. 精馏塔沿塔高方向,从上至下温度的分布规律是 温度逐步上升。13. 精馏塔理

8、论板, 是假设 离开塔板的汽-液相组成呈平衡, 且板上液体处处均匀。14. 在精馏塔设计中，假设F，x ，x ，x以及R 确定，进料由原来的饱和蒸汽改为饱和液FDW体，则所需理论板数N削减。T15. 精馏塔实际板的层数, 是由理论板通过塔板效率予以校正后得到的 。16. 精馏塔实际板的层数, 是由理论板乘以总板效率加以校正得到 。17. 某精馏塔的理论板数为 15 块(包括塔釜)，全塔效率为 0.5，则实际塔板数为30_块。18. 精馏塔的总板效率不等于单板效率。19. 精馏操作中，汽液两相呈平衡状态时，液相轻组分含量小于汽相轻组分含量。20. 精馏塔进料可能有5种不同的进料状态。 21某精馏

9、过程，假设进料的液体摩尔分率为2/3，则进料状态q 为2/3。22. 连续精馏操作中,假设进料热状态为饱和蒸汽进料,则有 V= V+ F。23. 精馏操作中, 加料板属于提馏段精馏还是提馏。24. 某精馏塔的精馏段操作线方程为 y =0.72x + 0.275 ， 则该塔的操作回流比为2.57。25. 假设精馏塔有总共有 5 个进、出料口，则该精馏塔有4条操作线。26. 用精馏方法分别某二元抱负溶液，产品组成为 x ,x ,当进料组成为 x时，相应的最小DWf1回流比为 R当进料组成为 xmin1;f2时，相应的最小回流比为 R假设 xmin21、饱和液体q1、气液混合物q01、饱 和蒸气 q

10、0 以及过热蒸气q 1 。对于确定的分别任务，转变进料状态，将导致精馏段与提馏段上升蒸汽与下降液体比例安排的不同。相比其它状态进料，当精馏操作中使用冷液进料时，精馏段操作线与提馏段操作线距平衡线最远，传质推动力最大，到达确定的分别程度所需要的塔板数最少。但由于V L L” V ” ，导致塔顶冷凝器冷凝负荷和塔底再沸器热负荷的增加和塔中汽液流量的增加，操作费用增加。有时为了正常操作的需要，可能要转变精馏段与提馏段的塔径。6. 依据精馏塔的操作原理，你认为沿塔高度方向会有怎样的温度分布？为什么？答：沿塔高度方向从上至下，温度将逐步上升。从平衡的角度，精馏塔自下而上轻组分含量逐步上升，对应的温度应逐

11、步降低，从塔的操作角度，蒸汽需要抑制确定的阻力才能逐级上升， 因此，塔底压强较塔顶要高，相应汽液两相的平衡温度较塔顶的要高7. 试述连续精馏与间歇精馏操作的异同之处。答：连续精馏与间歇精馏操作均属精馏过程，有塔顶回流，塔底蒸馏釜供给上升蒸汽。都借助于多层塔板或确定的填料层在精馏塔内完成分别过程。连续精馏为稳态过程，过程操作参数不随时间变化。有稳定组成的塔顶、塔底产品连续出料，连续进料。有精馏段和提馏段之分。适用于原料的品种组成及分别程度稳定的大工业生产。间歇精馏操作分批进展，为非稳态过程。料液一次性被参与釜底，整个过程操作参 数温度、时间等随时间不断变化，由于过程没有进料，因此只有精馏段。适用

12、于处理量小、原料的品种组成及分别程度常常变化的状况，也可用于混合液的初步 分别或要求获得不同馏分的场合。8. 比较萃取精馏和恒沸精馏的特点答：1.萃取精馏所用的萃取剂比恒沸精馏所用挟带剂简洁选择；2. 由于萃取剂在精馏过程中根本不汽化，因此萃取精馏能量消耗较小；3. 恒沸精馏中挟带剂的用量多为确定，而萃取精馏中，允许萃取剂参与量有较大的变动范围，因此操作灵敏，易于把握。4. 萃取精馏不宜承受间歇操作，恒沸精馏可承受间歇操作。5. 恒沸精馏操作温度较萃取精馏低，较适用于分别热敏性溶液。四、计算题1. 某连续精馏塔在常压下分别甲醇水溶液，其精馏段和提出馏段的操作线方程分别为Y=0.63X+0.36

13、1 Y=1.805x-0.00966试求：（1） 此塔的操作回流比；（2） 料液量为 100 kmol/h，组成XF等于 0.4 时，塔顶馏出液量；3q 值。解：1依据精馏段操作线方程可知：R= 0.63R + 1于是R=1.71（2） 又 知R +1 xD= 0.361 ，将R=1.7 代入可得X =0.9757D提馏段操作线与对角线y=x 的交点的横坐标即为x，因此由yw yw=1.805x= xwww- 0.0966解得 x= 0.012W依据物料衡算： F=D+W 0.4F=0.9757D+0.012W得D=40.26kmol/h（3） 依据两操作线可求出其交点A 的坐标： y =0.

14、63 x +0.361y =1.805 x -0.00966求得A 点坐标为0.3155，0.5597。由于 A 点和F 点的连线即为q 线，所以q 线的斜率为：q= -0.5597+ 0.4 = -1.89q -10.4- 0.3155于是解得q=0.654,为气液混合进料。2. 某连续精馏塔料液流量 100kmol/h，组成x 为 0.4，泡点加料，馏出液组成x为 0.95，FD釜残液组成x为 0.03均为摩尔分数。试求：W（1） 馏出液的采出率D/F 和易挥发组分的回收率；（2） 实行回流比为 3 时，精馏段与提馏段的气、液流量L 与 V 和 L 和 V； 解：1 F=100kmol/h

15、，X=0.04泡点，于是采出率FX =0.95，X =0.03。依据物料衡算：DWD/F=40.22%F=D+W易挥发组分回收率0.4F= 0.95D + 0.03WDx可得Fx DD=40.217kmol/hF= 0.95 D = 95.22%0.40FW=59.783kmol/h2回流比R=3 时： 精馏段提馏段V=R+1D=4D=160.88kmol/hV=V=160.88kmol/hL=RD=3D=120.66kmol/hL=L+F=220.66kmol/h3. 以连续精馏塔分别某二元混合物。进料 x =0.50(摩尔分率，下同)，q = 1，塔顶产品 D = 50fkmolhr-1，

16、xD=0.95，塔顶馏出液中易挥发组分回收率 = 0.96。塔顶承受一个分凝器及一个全凝器。分凝器液体泡点回流。回流液浓度x0= 0.88，离开第一块塔板的液相浓度x =10.79。塔底间接蒸汽加热。塔板皆为理论板，相对挥发度 为常数。试求：(1) 加料流量 F；(2) 相对挥发度。解：1) 由h =D xDF x50 0.95得到即 F = 98.96 kmol hr-1 。0.96 0.50f ()()2) a =x/ 1- xDD= 0.95 / 1- 0.95= 2.59x /(1- x00)0.88 /(1- 0.88)4. 每小时将 15000 kg 含苯 40%(质量%，下同)和

17、甲苯 60%的溶液，在连续精馏塔中进展分别，要求釜残液中含苯不高于 2%，塔顶馏出液中苯的回收率为 97.1%。试求馏出液和釜残液的流量及组成，以摩尔流量和摩尔分率表示。苯的分子量为 78；甲苯的分子量为 92。解：进料组成xF=40 / 78= 0.4440 / 78 + 60 / 92釜残液组成 xW=2 / 7 8= 0. 0 2 3 52 / 7 +89 8 / 9 2原料液的平均分子量M 0.4478+0.569285.8F原料液流量F15000/85.8175.0 kmolhr-1依题意知Dx/FxD0.971F所以Dx 0.9711750.4474.77D全塔物料衡算D+WF17

18、5Dx +WxDWFxF或Dx +0.0235W1750.44D解得：D80.0 kmol/hW95.0 kmol/hx 0.935D5. 在连续精馏塔中分别两组分抱负溶液。操作回流比R 为 3，馏出液的组成为0.95(易挥发组分的摩尔分率)，塔顶承受全凝器。该物系在此题所涉及的浓度范围内气液平衡方程 为 y = 0.42x + 0.58 。试求精馏段内离开其次层理论板(从塔顶往下计)的气液相组成。解：精馏段内的操作线方程为：Rx30.95y=x +D=x += 0.75x+ 0.238n+1R +1 nR +13 +1 n3 +1n又由气液平衡方程得到为xny - 0.58=n0.42逐板计

19、算如下：y - 0.58y= x1D= 0.95 ；x =110.42= 0.881 ；y= 0.75x21+ 0.238 = 0.899 ；x2y - 0.58=2= 0.76 。0.426. 在常压连续精馏塔中分别苯-甲苯混合液，原料液流量为 1000 kmolhr-1，组成为含苯 0.4(摩尔分率，下同)馏出液组成为含苯 0.9，苯在塔顶的回收率为 90%，泡点进料(q1)， 回流比为最小回流比的 1.5 倍，物系的平均相对挥发度为 2.5。试求：精馏段操作线方程yn+1=Rx R +1 nDx+ D。xR +10.9Fx0.9 1000 0.4解：由h =DFxF= 0.9 得到 D

20、=FxD= 400 kmol hr-10.9WFD1000400600 kmolhr-1由 Fx= Dx+ Wx得到1000 0.4 = 400 0.9 + 600 xFDWW解得 x= 0.00667Wx又y=Rx+Dn + 1R +1n R +1q = 1 时 x= xqFa x2.5 0.4y=q= 0.625q1+ (a -1)xq1+1.5 0.4x- y0.9 - 0.625所以 R= Dq = 1.22R = 1.5R= 1.83miny- xqq0.625 - 0.41. 8 30. 9min精馏段操作线方程y=n + 1x+1. 8 +31 n=0. 6 4 7x1.+8 3

21、1+ 0. 3 1 8n7. 某精馏塔共有 3 块理论板，原料中易挥发组分的摩尔分数为0.002。预热蒸发为饱和蒸气后连续送入精馏塔的塔釜，作为上升蒸汽。操作时的回流比为4.0。物系气、液两相的平衡关系为y=6.4x。求塔顶、塔底产物中易挥发组分的含量。解首先推断塔釜是否还需要加热以产生更多的上升蒸气。初步推断，假设塔釜加热产生额外的蒸气V，则塔顶产量D =V= F + V ”R + 15将比不加热时的产量D = F / 5 大，但浓度可能要低一些，为此先计算不额外加热时的X和X 。此时X =XD = F ,W = F - F = 4 F.DWW3,555设塔顶组成为X ，则依据物料衡算可知D

22、x(= x ) =W3F 0.002 - F x5D4F= 0.0025 - 0.25x1D5还可依据板计算求出X X 和X的关系，此时需要交替使用操作线方程W3Dxy =Rx+D=0.8x+0.2xR+1R+1D和平衡关系Y=6.4X，由y= x, x1D1= y / 6.4 = x1D/ 6.4, y2= 0.8 x1+ 0.2 xD= 0.325 xDx= y22/ 6.4 = 0.05078x ,yD3= 0.8x2+ 0.2xD= 0.2406xD可得 x= y / 6.4 = 0.0376x323DDW联立式，解得 X =0.0869,X =0.000338. 有一精馏塔，直径 1

23、m，有 20 块塔板，板效率为 60%，原设计用于精馏含苯 0.50 的苯-甲苯溶液，泡点加料，料液流量为50kmol/h，所得馏出液组成X为 0.96，釜残液组成DX为 0.04均为摩尔分数。现想用该塔分别 SO Cl-CCl溶液，料液组成也是 0.50，W也是泡点加料。试问：224（1） 用这个精馏塔能否得到X =0.96，X =0.04 的产品；DW（2） 假设精馏 SO Cl -CCl 时，塔中上升蒸气量与精馏苯-甲苯溶液时一样，则 SO Cl -CCl224224溶液的处理时与处理SO Cl22-CCl4时相比加料量应如何变化？：苯-甲苯的平均相对挥发度为 2.4, SO Cl -C

24、Cl的相对挥发度为 2.0224解：1 该塔理论板数为 200.6=12 块，分别SO CL -CCL时所需要的最少理论板数为224Dlgx1- xN=D1- xWxW-1 =lg(0.96 0.960.040.04-1 = 9.2minlgalg 2N NT使用该塔能到达规定的分别要求。，min2由于SO Cl -CCl溶液的相对挥发度小于苯-甲苯体系的相对挥发度，所以应加大224回流比以实现一样分别要求。如塔中上升蒸气量不变，则需要减小处理量。吸取一、选择题1. 吸取操作的作用是分别( A)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2吸取塔的操作线是直线，主要基于如下缘由(

25、D )A物理吸取B化学吸取C高浓度物理吸取D低浓度物理吸取3. 气体的溶解度通常随温度的上升而AA.减小B.增加C.不变D.不确定4( A)，对吸取操作有利A温度低，气体分压大时B温度低，气体分压小时C温度高，气体分压大时D温度高，气体分压小时5为使脱吸操作易于进展，通常可承受( C)A加压升温B加压降温C减压升温D减压降温。6最大吸取率 与( D)无关A液气比B液体入塔浓度C相平衡常数D吸取塔型式7. 通常所争论的吸取操作中，当吸取剂用量趋于最小用量时，则以下那种状况正确( D)A. 回收率趋向最高C操作最为经济B. 吸取推动力趋向最大D填料层高度趋向无穷大8. 在逆流吸取塔中，以纯溶剂吸取

26、某混合气体的溶质，假设液气比为 2.85，平衡关系为 Y=2X， 溶质回收率为 95%，则液气比与最小液气比的比值为DA.3B. 2C. 1.8D.1. 59. 以下各项中属于物性参数的是( B)A. 气膜吸取系数 ky涡流集中系数 DEB. 分子集中系数 D D脱吸因数 S10. 在吸取操作中, 吸取塔某一截面上的气相推动力, 以气相浓度表示时, 为 (A)A. Y -YiB. Yi - YC. Y-Y*D. Y*-Y11. 在吸取操作中, 吸取塔某一截面上的液相推动力, 以液相浓度表示时, 为 ( A)A. Xi X*B. X* -XiC. X-X*D. X*-X12. 在逆流操作的填料吸

27、取塔中，当吸取因数A1, 且填料层为无限高时, 则气液相平衡出现在塔的 (A)A. 塔顶部B. 塔上部C. 塔下部D. 塔底部13. 某吸取过程的气膜吸取系数kY 为 2mol / m2h, 液膜吸取系数kx 为 40mol / m2h, 由此可推断该吸取过程为 AA. 气膜把握B.液膜把握C. 界面把握D. 气、液膜共同把握14. 某吸取过程的气膜吸取系数 kY 为 20mol / m2h, 液膜吸取系数 kX 为 4mol / m2h, 由此可推断该吸取过程为BA. 气膜把握B.液膜把握C. 界面把握D. 气、液膜共同把握二、填空题1. 吸取分别是利用被分别体系组分溶解度的不同使混合物得以

28、分别。2. 吸取操作的原理是利用气体混合物的各组分在液体溶剂中的溶解度不同 。3. 吸取操作的根本依据是利用不同组分在溶剂中溶解度差异而实现分别。4. 吸取分别的是气体混合物体系, 利用被分别体系组分溶解度的不同, 通过向体系参与不同相物质,使混合物得以分别。5. 吸取过程的经济性主要打算于脱吸。6. 吸取、脱吸操作时，低压对 脱吸7. 吸取、脱吸操作时，低温对吸取有利。有利。8. 气体的溶解度一般随温度的下降而增加。9. 对某一气液平衡物系，在总压确定时，假设体系温度降低，则其亨利系数将增加。10. 对于某低浓度吸取的气液平衡体系，在确定范围内，当总压降低时，亨利系数 E 、相平衡常数、溶解

29、度系数H 将分别不变,增大, 不变。11. 吸取过程中，假设减小吸取剂用量，操作线的斜率减小。y* = mx L 12. 吸取过程中，物料平衡关系可用表示，最小液气比的计算关系式 Vminy - yy 12 。1 - xm113. 在吸取操作中, 吸取塔某一截面上的总推动力, 以气相浓度表示时, 为Y -Y*。14. 吸取总系数与分系数间的关系可表示为：1/K=1/k+1 / H k。假设 K约等于 k，则该吸收过程为气膜把握GGLGG15. 在常压塔中用水吸取二氧化碳，ky和 k 分别为气相和液相传质分系数，Kxy为气相总传质系数，m 为相平衡常数，则为液膜把握时，且Ky 约等于k /m。x

30、16. 某吸取过程的气膜吸取系数 k为 2mol / m2h, 液膜吸取系数 k为 4mol / m2h, 由YX此可推断该吸取过程为气、液膜共同把握。17. 在逆流操作的填料吸取塔中，当吸取因数 A1, 且填料层为无限高时, 则气液相平衡消灭在塔的底部。18. 在吸取塔某截面处, 被吸取物气相主体浓度为 0.025 (摩尔比,下同), 液相主体组成为0.01, 气相总吸取系数KY为1.5 kmol / m2h, 气膜吸取系数为kY为 2 kmol / m2h, 气 液平衡关系为 Y=0.5X, 则该处气液界面上的气相组成为 Yi 为0.01。三、简答题 L y - yy - y1. 最小液气

31、比 G = x1 -2 =12的物理意义。minxe12ym - x12答：液气比L/G 是吸取设计中的重要参数(分)。操作线斜率随液气比的减小而减小，则操作线向平衡线靠近，导致传质推动力减小，完成一样分别要求所需填料层高度或理论塔板数 增大，即填料层增高(分)。当 L/G 减小至操作线与平衡线相交时，相交处传质推动力为零，所需填料层将为无穷高或理论塔无穷多( 分)。称此时相应的液气比为最小液气比min(L/G)(分)。明显，实际中应选定一适宜的操作液气比L/G 应大于(L/G)。 (分)。min2. 双膜理论答：双膜理论的根本论点为：1相互接触的气液两相间存在稳定的相界面，界面两侧分别 有一

32、层虚拟的停滞液膜和停滞气膜。溶质分子以稳态的分子集中通过这两层膜；2 在相界面处，气液两相一经接触就到达平衡，界面上无传质阻力；3在膜层以外， 气液流体都充分湍动，组成均一，溶质在每一相内的传质阻力都集中于虚拟的停滞 膜内。3. 吸取操作有哪些要素，它们对吸取过程的影响如何？答：吸取剂的进口浓度，温度和流量为吸取操作和调整的三要素。当气体流量和浓度不变时，增大吸取剂的流量，吸取速率增大，溶质吸取量增加，气体出口组成y 减2小，回收率增大。吸取剂浓度减小，传质推动力增大，吸取剂温度降低，平衡线下移，传质推动力增大。4. 图中曲线为某气液平衡线，a 点为操作中的某一状态点，试用x，y 分别写出吸取

33、传质的总推动力和两相分推动力，并在图中示意标注出来。题 34 图答：用y 表示的各推动力：总推动力：y - ye气相推动力： y - yi液相推动力y - yie用 x 表示的各推动力：总推动力： x- xe气相推动力： x- xei液相推动力： x - xi5. 以下是两个吸取操作流程，试在X-Y 图上定性地画出各个流程的操作线与平衡线：a题 5 图(b)四、计算题1. 在 101.3kpa(绝压)，27下用水吸取空气中的甲醇蒸气。设相平衡关系听从亨利定律， 溶解度系数H=1.9810-3 kmol(m3pa)。气相传质分系数 kG 为 5.6710-5 kmol/m2hpa)，液相传质系数

34、 k =0.075 (m2/h)。求总传质系数K , K ,并计算气相传质阻LGL力在总阻力中所占的比例。解：依据定义式 NA= K( pAG- p* ) = KAL(C *A- C )和p*C*=，AAAH可知 K= 1 KLHG 1 = 1 + 1=1+1又 KkHkGGL5.6710-51.9810-3 0.075=17637+6734=24371所以K =4.1 10-5 kmol/(m hPa)K =0.02 m/hG2L 11由于 k G为气相阻力， KG 为总阻力，故气相阻力/总阻力=17637/24371=72.4%2. 某低浓度气体溶质被吸取时，平衡关系听从亨利定律，气膜吸取

35、系数和液膜吸取系数分别为kG= 2.74 10-7 kmol m-2 s-1 kPa-1 ， k(L= 6.94 10-5 m s-1 ，溶解度系数为H = 1.5kmol m-3 kPa-1 。试求气相吸取总系数KGkmol m-2 s-1 kPa-1)，并分析该吸收过程的把握因素。 1/KG=1/(Hk)+1/k 。LG11 解：因系统符合亨利系数，故可按N+ = p - p* 计算总系数 K ：AHkkGLG11111=+=+= 3.66 106 m2 s kPa kmol-1KHkk1.5 6.94 10-52.74 10-7GLG所以： K= 2.7310-7 kmol m-2 s-

36、1 kPa-1 G由计算过程可知：1气膜阻力kG1= 3.65 106 m2 s kPa kmol-1 ， 而液膜阻力= 9.6 103 m2 s kPa kmol-1 ，HkL液膜阻力远小于气膜阻力，该吸取过程为气膜把握。3. 在逆流吸取塔中，用洗油吸取焦炉气中的芳烃。吸取塔压强为105 kPa ，温度为 300 K， 焦炉气流量为 41.27kmolhr-1，其中所含芳烃组成为 0.02(摩尔分率，下同)，吸取率为95%，进塔洗油中不含芳烃。假设吸取剂最小用量为5.06 kmolhr-1，取吸取剂用量为最小用量的 1.5 倍，试求进入塔顶的吸取剂摩尔流量及出塔吸取液组成。(操作条件下气液平衡关系为 Y*0.125X )y0.02解进塔气体中芳烃的摩尔比 Y=1= 0.020411 - y11 - 0.02出塔气体中芳烃的摩尔比 Y2= Y (1 -h ) = 0.0204(1 - 0.95) = 0.001021L = 1.5Lmin= 1.5 5.06 = 7.59 kmol hr-1分V (