化工原理试题库答案(下册,总)

化工原理试题库 下册 第一章 蒸馏 一 选择题 1 当二组分液体混合物的相对挥发度为 C 时 不能用普通精馏方法分离 A 3 0 B 2 0 C 1 0 D 4 0 2 某精馏塔用来分离双组分液体混合物 进料量为 100kmol h 进料组成为 0 6 要求塔顶 产品浓度不小于 0 9 以上组成均为摩尔分率 则塔顶产品最大产量为 B A 60 5kmol h B 66 7Kmol h C 90 4Kmol h D 不能确定 3 在t x y相图中 液相与气相之间量的关系可按 D 求出 A 拉乌尔定律 B 道尔顿定律 C 亨利定律 D 杠杆规则 4 q线方程一定通过X y直角坐标上的点 B A Xw Xw B XF XF C XD XD D 0 XD R 1 5 二元溶液的连续精馏计算中 进料热状态参数 q 的变化将引起 B 的变化 平衡线 操作线与 q 线 平衡线与操作线 平衡线与 q 线 6 精馏操作是用于分离 B 均相气体混合物 均相液体混合物 互不相溶的混合物 气 液混合物 7 混合液两组分的相对挥发度愈小 则表明用蒸馏方法分离该混合液愈 B A 容易 B 困难 C 完全 D 不完全 8 设计精馏塔时 若 x F xD xW 均为定值 将进料热状况从 q 1 变为 q 1 但回流 比取值相同 则所需理论塔板数将 B 塔顶冷凝器热负荷 C 塔釜再沸器热 负荷 A A 变大 B 变小 C 不变 D 不一定 9 连续精馏塔操作时 若减少塔釜加热蒸汽量 而保持馏出量 和进料状况 F xF q 不 变时 则 L V B L V A x D B x W A A 变大 B 变小 C 不变 D 不一定 10 精馏塔操作时 若 x F q 加料板位置 和 不变 而使操作压力减小 则 xD A x w B A 变大 B 变小 C 不变 D 不一定 11 操作中的精馏塔 保持 F x F q D 不变 若采用的回流比 R B C D 不能确定1Dx21Dx21Dx2 27 在精馏塔的图解计算中 若进料热状况变化 将使 B A 平衡线发生变化 B 操作线与 q 线变化 C 平衡线和 q 线变化 D 平衡线和操作线变化 28 操作中的精馏塔 若选用的回流比小于最小回流比 则 D A 不能操作 B 均增加 C 均不变 D 减小 增加DxwDxwxw 29 操作中的精馏塔 若保持 不变 减小 则 C F VF A D 增大 R 减小 B D 减小 R 不变 C D 减小 R 增大 D D 不变 R 增大 30 用某精馏塔分离两组分溶液 规定产品组成 当进料组成为时 XF1 相应回流比为 R1 进料组成为 时 XF2 XF1 XF2 相应回流比为 R2 若 进料热状况不变 则 A A R1R2 D 无法判断 31 用精馏塔完成分离任务所需的理论板数为 8 包括再沸器 若全塔效率为 50 则塔内实际板数为 C A 16 层 B 12 层 C 14 层 D 无法确定 32 在常压下苯的沸点为 80 1 环己烷的沸点为 80 73 欲使该两组分混合液得到分离 则宜采用 C A 恒沸精馏 B 普通精馏 C 萃取精馏 D 水蒸气精馏 33 精馏操作中 若将进料热状况由饱和液体改为冷液体进料 而其它条件不变 则精馏段操作线斜率 C 提馏段斜率 B 精馏段下降液体量 C 提馏段下降液体量 A A 增大 B 减小 C 不变 D 无法判断 34 若连续精馏过程的进料热状况参数 q 1 3 则其中气相与液相的摩尔数之比为 C A 1 2 B 1 3 C 2 D 3 35 溢流液泛是由于 A 造成的 A 降液管通过能力太小 B 液流分布不均匀 C 塔板上严重漏液 D 液相在塔板间返混 36 直接水蒸气加热的精馏塔适用于 分离轻组分水溶液 的情况 直接水蒸气加热与间接水蒸气加热 相比较 当 xD x W R q 回收率相同时 其所需理论板数要 A A 多 B 少 C 相等 D 无法判断 37 在精馏塔的设计中 设计思想是 在全塔汽液两相总体呈 A 接触 而在每一块塔板上汽 液两相以 C 方式接触 A 逆流 B 并流 C 错流 D 不确定 38 某精馏塔内 进料热状况参数为 1 65 由此可判定物料以 D 方式进料 A 饱和蒸汽 B 饱和液体 C 过热蒸汽 D 冷流体 39 两组分的相对挥发度越小 则表示分离物系越 D A 容易 B 减少 C 完全 D 不完全 二 填空题 1 某连续精馏塔中 若精馏段操作线的截距为零 则馏出液流量为 2 当分离要求和回流比一定时 进料的q值最小 此时分离所需的理论塔板数 3 蒸馏是指 的化工单元操作 4 在精馏塔实验中 当准备工作完成之后 开始操作时的第一项工作应该是 5 实现精馏操作的必要条件是 和 6 恒摩尔流假设成立的主要条件是 7 某精馏塔设计时 若将塔釜由原来间接蒸汽加热改为直接蒸汽加热 而保持 x F x D 不变 则 将 x w 将 提馏段操作线斜率将 理论板数将 8 在只有一股进料无侧线出料的连续精馏操作中 当体系的压力 进料组成 塔顶 塔底 产品组成及回流比一定时 进料状态 q 值愈大 提馏段的斜率就愈 完成相同的 分离任务所需的总理论板数就愈 故 5 种进料状态种中 进料所需的 理论板数最少 9 直接蒸汽加热与水蒸汽蒸馏虽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 10 操作中 若提馏段上升蒸汽量 V 增加 而回流量和进料状态 xF q 仍保持不变 则 R x D x w L V 11 操作时 若 xF q 加料板位置 不变 而使操作的总压力增大 则 xD x W 12 精馏塔的塔顶温度总低于塔底温度 其原因之一是 原因 之二是 13 精馏塔设计中 回流比越 所需理论板数越少 操作能耗 但随 着回流比的逐渐增大 操作费用设备费的总和将呈现 变化过程 14 恒沸精馏与萃取精馏主要针对 的物系 采取加入第三组分的办法以改变原物系 的 15 精馏设计中 当进料为气液混合物 且气液摩尔比为 2 3 则进料热状态参数 q 值等于 16 填料塔用于精馏过程中 其塔高的计算采用等板高度法 等板高度是指 填料层高度 Z 17 简单蒸馏与精馏的主要区别是 18 精馏的原理是 19 精馏过程的恒摩尔流假设是指 20 进料热状况参数的两种定义式为 q 和 q 汽液混合物进 料时 q 值范围 21 精馏操作中 当回流比加大时 表示所需理论板数 同时 蒸馏釜中所需的加热蒸汽 消耗量 塔顶冷凝器中 冷却剂消耗量 所需塔径 22 精馏设计中 随着回流比的逐渐增大 操作费用 总费用呈现 的变化过程 23 精馏操作中 当回流比加大时 表示所需理论板数 同时 蒸馏釜中所需的加热蒸汽 消耗量 塔顶冷凝器中 冷却剂消耗量 所需塔径 24 某填料精馏塔的填料层高度为 米 完成分离任务需要 块理论板 包括塔釜 则等板高度 HETP 25 总压为 1atm 95 温度下苯与甲苯的饱和蒸汽压分别为 1168mmHg 与 475mmHg 则平衡时苯的汽相组 成 苯的液相组成 均以摩尔分率表示 苯与甲苯的相对挥发度 26 精馏处理的物系是 混合物 利用各组分 的不同实现分离 吸收 处理的物系是 混合物 利用各组分 的不同实现分离 27 精馏操作的依据是 实现精馏操作的必要条 件是 和 28 气液两相呈平衡状态时 气液两相温度 液相组成 气相组成 29 用相对挥发度 表达的气液平衡方程可写为 根据 的大小 可用来 若 1 则表示 30 在精馏操作中 若降低操作压强 则溶液的相对挥发度 塔顶温度 塔釜温度 从平衡角度分析对该分离过程 31 某两组分体系 相对挥发度 3 在全回流条件下进行精馏操作 对第 n n 1 两层理论板 从塔顶 往下计 若已知 则 全回流操作通常适用于 或 32 精馏和蒸馏的区别在于 平衡蒸馏和简单蒸馏的主要区别在 于 33 精馏塔的塔顶温度总是低于塔底温度 其原因是 和 34 35 在总压为 101 33kPa 温度为 85 下 苯和甲苯的饱和蒸气压分别为 则相对挥发度 平衡时液相组成 气相组 kPapA6 130 kapB460 Ax 成为 y 36 某精馏塔的精馏段操作线方程为 则该塔的操作回流比为 馏出液组275 0 xy 成为 37 最小回流比的定义是 适宜回流比通常取为 Rmin 38 精馏塔进料可能有 种不同的热状况 当进料为气液混合物且气液摩尔比为 2 3 时 则进料 热状况 q 值为 39 在某精馏塔中 分离物系相对挥发度为 2 5 的两组分溶液 操作回流比为 3 若测得第 2 3 层塔板 从塔顶往下计 的液相组成为 流出液组成 xD 为 0 96 以上均为摩尔分率 则第 4 05 32 x 3 层塔板的气相莫弗里效率为 EMV3 40 在精馏塔设计这 若保持 不变 若增加回流比 则 F Dq Rwx VL 41 在精馏塔设计中 若 及 一定 进料由原来的饱和蒸气改为饱和液体 则所需理Fx W R 论板数 精馏段上升蒸气量 下降液体量 提馏段上升蒸气量 TNVL V 下降液体量 L 42 操作中的精馏塔 增大回流比 其他操作条件不变 则精馏段液气比 提馏段液气V 比 VDxwx 43 操作中的精馏塔保持 不变 若釜液量 增加 则 F Vq WDxwx L 44 在连续精馏塔中 若 相同 塔釜由直接蒸汽加热改为间接蒸汽加热 则所FxDRF 需理论板数 TNw 45 恒沸精流与萃取精馏的共同点是 两者的主要区别是 和 三 计算题 1 某二元混合液含易挥发组分 0 35 泡点进料 经连续精馏塔分离后塔顶产品浓度为 0 96 塔底产品浓度为 0 025 以上均为易挥发组分的摩尔分率 设满足恒摩尔流假设 试计算 1 塔顶产品的采出率 D F 为多少 4 分 2 如果回流比 R 为 2 请分别求 出精馏段 提馏段操作方程 2 用一常压连续精馏塔分离苯 甲苯混合液 原料液入塔时其中蒸气量和液体量的千摩尔 之比为 2 3 每小时处理量料液 60kmol h 料液中含苯 50 所得残液含苯 5 馏出 液中含苯 98 以上组成均为摩尔百分率 苯对甲苯的平均挥发度为 2 5 试求 馏 出液和残液量 R 2R 小时的操作回流比 该操作条件下 精馏段和提馏段操作 线方程式 3 在常压精馏塔内分离某理想二元混合物 已知进料量为 100kmol h 进料组成为 xF 0 5 塔顶组成为 xD 0 98 均为摩尔分数 进料为泡点进料 塔顶采用全凝器 泡点回流 操作回流比为最小回流比的 1 8 倍 在本题范围内气液平衡方程为 y 0 6x 0 43 气相 默弗里效率 Emv 0 5 若要求轻组分收率为 98 试计算 1 塔釜馏出液组成 2 精馏段操作线方程 3 经过第一块实际板气相浓度的变化 4 用一连续精馏塔分离由组分 A B 组成的理想混合溶液 原料液中含 A 为 0 40 馏出液 中含 A 为 0 95 以上均为摩擦分率 已知进料热状况 q 为 0 6 最小回流比为 1 50 试求相对挥发度 值 5 用一提馏塔分离某水溶液 双组分体系 水为重组分 原料液量为 100kmol h 泡点进 料 进料组成为 40 塔顶蒸汽全部冷凝成液体产品而不回流 其组成为 70 以上 组成均为轻组分的摩尔分率 轻组分回收率为 98 直接用水蒸汽加热 假设塔内为 恒摩尔溢流和汽化 操作条件下两组分的平均相对挥发度为 4 5 每层塔板用气相表示 的单板效率为 70 求釜液组成及从塔顶第二层实际板下降的液相浓度 6 用一连续精馏塔在常压下分离苯 甲苯液体混和物 在全浓度范围内 体系的平均相对 挥发度为 2 5 泡点进料 进料量为 100kmol h 进料中苯含量为 0 4 摩尔分率 规定塔 顶产品中苯的含量为 0 9 苯的回收率为 95 以上 塔顶采用全凝器 泡点回流 回流 比取为最小回流比的 1 5 倍 塔釜采用间接蒸汽加热 求 1 塔底产品浓度 2 精 馏段操作线方程和提馏段操作线方程 3 从塔顶开始数起 离开第二块板的液相组 成 小数点后取三位数 7 苯 甲苯两组分混合物进行常压蒸馏 原料组成 X 苯 0 7 要求得到组成为 0 8 的塔 顶产品 以上均为摩尔分率 现用以下三种方法操作 连续平衡蒸馏 简单蒸馏 微 分蒸馏 连续蒸馏 在三种情况下 塔顶用一分凝器 其中 50 的蒸汽冷凝返回塔顶 出冷凝器的蒸汽与冷凝液体呈平衡 对每种方法进料量均为 100kmol h 问塔顶 塔釜 产量各为多少 汽化量为多少 已知 2 46 8 在常压连续精馏塔中 分离苯 甲苯混合液 原料液流量为 1000kmol h 组成为含苯 0 4 摩尔分率 下同 泡点进料 馏出液组成为 0 9 釜液组成为 0 00667 操作回流比 为最小回流比的 1 5 倍 操作条件下平均相对挥发度为 2 5 试求 1 提馏段操作方 程 2 离开第二层理论板 从塔顶往下数 的气相组成 y2 9 在常压连续精馏塔中 分离两组分理想溶液 原料液组成为 0 5 摩尔分率 下同 饱 和气体进料 馏出液组成为 0 9 釜液组成为 0 05 操作回流比为最小回流比的 2 0 倍 操作条件下平均相对挥发度为 3 0 试求 1 提馏段操作线方程 2 离开第二层理 论板 从塔顶往下数 的气相组成 y2 10 在常压连续精馏塔中 分离两份理想溶液 原料液组成为 0 5 摩尔分率 下同 饱和 蒸汽进料 馏出液组成为 0 9 釜液组成为 0 05 操作回流比为最小回流比的 2 倍 操 作条件下平均相对挥发度为 3 0 试求 1 提馏段操作线方程 2 离开第二层理 论板 从塔顶往下数 的气相组成 y2 11 试计算压力为 101 33KPa 温度为时 84 苯 甲苯物系平衡时 苯与甲苯在液相和气相 中的组成 81 0 Ax9 0 A 12 苯 甲苯混合液初始组成为 0 4 摩尔分率 下同 在常压下加热到指定温度 测得平 衡的液相组成 x 为 0 257 汽相组成 y 为 0 456 试求该条件下的液化率 q 0 281 13 4 某两组分混合气体 其组成 摩尔分率 通过部分冷凝将蒸汽量中的 流量冷6 0 32 凝为饱和液体 试求此时的气 液相组成 气液平衡关系为 549 06 xy 508 x783 y 14 5 在连续精馏塔中分离两组分理想溶液 原料液流量为 75kmol h 泡点进料 精馏段操 作线方程和提馏段操作线方程分别为 和 试求精馏段263 07 xy018 5 xy 及提馏段的上升蒸汽量 hkmolV 3142 15 6 在常压连续精馏塔中 分离含甲醇为 0 4 摩尔分率 的甲醇 水混合液 试求进料温 度 40 为时得 q 值 已知进料泡点温度为 75 3 操作条件下甲醇的汽化潜热为 1055KJ kg 比热为 2 68KJ kg 水的汽化潜热为 2320KJ kg 比热为 4 19KJ kg 16 7 将含易挥发组分为 24 的原料加入一连续精馏塔中 要求馏出液组成为 95 釜液 组成为 3 均为易挥发组分的摩尔分率 已知进入冷凝器中蒸汽量为 850kmol h 塔 顶回流液量为 670kmol h 试求塔顶 塔釜产品量及回流比 D 180kmol h W 608 6kmol h R 3 72 17 用板式精馏塔在常压下分离苯 甲苯混合液 塔顶为全凝器 塔釜用间接蒸汽加热 平 均相对挥发度为 2 47 进料为 150kmol h 组成为 0 4 摩尔分率 的饱和蒸汽 回流比 为 4 塔顶馏出液中苯的回收率为 0 97 塔釜采出液中甲苯的回收率为 0 95 求 塔顶馏出液及塔釜采出液的组成 2 精馏段及提馏段操作线方程 3 回流 比与最小回流比的比值 0 928 0 021 精馏线 y 0 8x 0 1856 提馏线 y 1 534x 0 0112 R R min 1 4 18 在由一层理论板和塔釜组成的精馏塔中 每小时向塔釜加入苯 甲苯混合液 100kmol 含苯量为 50 摩尔 下同 泡点进料 要求塔顶馏出液中含苯量为 80 塔顶采 用全凝器 回流液为饱和液体 回流比为 3 相对挥发度为 2 5 求每小时获得的塔顶馏 出液量 塔釜排出液量 及浓度 xw D 17 0kmol h W 83 0kmol h x W 0 4385 19 用精馏分离某水溶液 水为难挥发组分 进料 F 1kmol s xF 0 2 摩尔分率 下同 以饱和液体状态加入塔中部 塔顶馏出量 D 0 3kmol s xD 0 6 R 1 2Rmin 系统 a 3 塔釜用饱和水蒸汽直接通入加热 试求 蒸汽通入量 提馏段操作线 V 0 57kmol s y 2 23x 0 0351 20 在连续精馏塔中分离二硫化碳和四氯化碳混合液 原料液流量为 1000kg h 组成为 0 3 二硫化碳的质量分率 下同 若要求釜液组成不大于 0 05 馏出液中二硫化碳回 收率为 88 试求馏出液流量和组成 3 58kmol h 0 97 21 在常压连续精馏塔中 分离两组分理想溶液 原料液组成为 0 5 摩尔分率 下同 饱和蒸汽进料 馏出液组成为 0 9 釜液组成为 0 05 操作回流比为最小回流比的 2 倍 操作条件下平均相对挥发度为 3 试求 1 提馏段操作线方程 2 离开第 2 层理 论板 从塔顶往下计 的气相 0 786 y0193 85 x 22 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 2 块 23 在连续精馏塔中分离两组分理想溶液 已知原料液组成为 0 35 摩尔分率 下同 馏出 液组成为 0 9 回流比为最小回流比的 1 2 倍 物系的平均相对挥发度为 2 0 试求以下 两种进料状况下的操作回流比 1 饱和液体进料 2 饱和蒸汽进料 2 7 4 79 24 在连续精馏塔中分离两组分理想溶液 物系的平均相对挥发度为 3 0 塔顶采用全凝器 实验测得塔顶第一层塔板的单板效率 Eml 为 0 6 且已知精馏段操作线方程为 y 0 833x 0 15 试求离开塔顶第二层板的上升蒸汽组成 0 825 2y 25 在连续精馏塔中分离苯 甲苯混合液 原料液组成为 0 4 摩尔分率 下同 馏出液 组成为 0 95 气 液混合进料 其中气相占 1 3 摩尔数比 回流比为最小回流比的 2 倍 物系的平均相对挥发度为 2 5 塔顶采用全凝器 试求从塔顶往下数第二层理论板 的上升蒸汽组成 0 899 2y 26 实验测得常压精馏塔在部分回流下 精馏段某相邻两板的上升气相组成分别为 已知物系平均相对挥发度为 5 回流比为 3 5 馏出液组成为842 0 5 1 nny 0 95 摩尔分率 试求以气相组成表示的第 n 层板的单板效率 Emv 0 5 27 在一常压连续精馏塔中分离由 A B 组成的混合液 已知原料液组成为 0 3 要求塔顶产 品组成为 0 9 釜液组成为 0 5 均为 A 组分的摩尔分率 操作回流比为 2 5 试绘出 下列进料情况的精馏段操作线和提馏段操作线 1 q 2 2 泡点进料 3 气液 混合进料 汽化率为 1 2 28 在一常压连续精馏塔中 精馏段操作线方程式和 q 线方程式如下 2075 xy 试求 1 回流比 2 馏出液组成 3 q 值 R 3 Fxy5 10 q 1 3 83Dx 29 在一常压连续精馏塔中 分离苯 甲苯混合液 塔顶为全凝器 塔釜为间接蒸汽加热 泡点进料 物系的相对挥发度 2 47 试计算 全回流时 第一块95 0 Dx 塔板上的气相单板效率 时 求第二块塔板上升蒸汽组成 进料量为7 0 mvE 180kmol h 原料组成为 0 4 时 要求塔顶苯的回收率为 0 96 塔釜甲苯的回收率为 0 93 时 求 和 若 求 R 写出精馏段操作线方程式 0 916 Dxwin4 1R 0 9 0 028 1 7 326 08 nxy 30 常压连续精馏塔中 分离某双组分理想溶液 原料液在泡点下进料 进料量为 150Kmol h 组成为 0 4 摩尔分率 下同 馏出液组成为 0 9 釜残液组成为 0 1 操作 回流比为 3 5 全塔平均相对挥发度为 2 塔顶采用全凝器 塔底采用间接蒸汽加热 求 1 塔顶 塔底产品流量 Kmol h 2 回流比为最小回流比的倍数 3 精馏段上升蒸汽量和 提馏段下降液体量 Kmol h 4 塔顶第二块理论板上下降的液相组成 31 将 180 kmol h 含苯 0 4 摩尔分率 下同 的苯 甲苯溶液 在连续精馏塔中进行分离 要求塔顶馏出 液中含苯 0 95 釜残液中含苯不高于 0 01 进料为饱和液体 回流比 R 2 求塔顶 塔底两产品流 量及精馏段 提馏段操作线方程式 32 在常压连续精馏塔中分离相对挥发度为 2 3 的苯 甲苯混合液 进料量 100kmol h 且为饱和液体进 料 其中含苯 0 4 摩尔分率 下同 塔顶采用全凝器 泡点回流 塔釜蒸汽间接加热 要求 塔顶 馏出液中含苯 0 95 塔底釜残液中含苯 0 04 回流比取最小回流比的 1 4 倍 计算 1 塔顶和塔 底产品的流量 2 推导精馏段 提馏段操作方程式 33 在常压连续精馏塔中分离相对挥发度为 2 3 的苯 甲苯混合液 进料量 200kmol h 且为饱和液体进 料 其中含苯 0 4 摩尔分率 下同 塔顶采用全凝器 泡点回流 塔釜蒸汽间接加热 要求 塔顶 馏出液中含苯 0 95 塔底釜残液中含苯 0 05 回流比取最小回流比的 1 5 倍 计算 1 塔顶和塔 底产品的流量 2 实际回流比 提馏段上升蒸汽流量及其下降液体流量 塔顶苯的回收率 34 在常压连续精馏塔中分离相对挥发度为 2 3 的苯 甲苯混合液 进料量 200kmol h 且为饱和液体进 料 其中含苯 0 4 摩尔分率 下同 塔顶采用全凝器 泡点回流 塔釜蒸汽间接加热 要求 塔顶 馏出液中含苯 0 95 塔底釜残液中含苯 0 05 回流比取最小回流比的 1 5 倍 计算 1 塔顶和塔 底产品的流量 2 实际回流比 提馏段上升蒸汽流量及其下降液体流量 塔顶苯的回收率 35 连续 常压精馏塔中分离某混合液 要求塔顶产品组成为 0 94 塔底产品为 0 04 摩尔分率 已知 此塔进料 q 线方程为 y 6x 1 5 采用回流比为最小回流比的 1 2 倍 混合液在本题条件下的相对挥 发度为 2 求 1 精馏段操作线方程 2 若塔底产品量 W 150kmol h 求进料量 F 和塔顶产品量 D 3 提馏段操作线方程 36 在一连续 常压精馏塔中分离某液态二组元混合液 其中含易挥发组分 0 4 摩尔分率 下同 混 合液流量为 1000 kmol h 塔顶采用全凝器 要求塔顶馏出液含易挥发组分 0 9 易挥发组分的回收 率为 90 泡点进料 回流比取最小回流比的 1 5 倍 已知相对挥发度 为 2 5 试求 塔顶馏出液流量 D 塔釜残液流量 W 组成 xw 回流比 R 及最小回流比 Rmin 写出提馏段操作线方程 37 苯和甲苯的混合物 其中含苯 0 4 摩尔分率 下同 流量为 1000 kmol h 在一连续 常压精馏 塔中进行分离 塔顶采用全凝器 要求塔顶馏出液含苯 0 9 苯的回收率为 90 泡点进料 泡点回 流 回流比取最小回流比的 1 5 倍 已知相对挥发度 为 2 5 求 1 塔顶馏出液流量 D 2 塔釜残液流量 W 3 塔顶第二块理论板上升的蒸汽量 V 及组成 y 2 4 塔釜上一块理论板下降的液体量 L 及组成 xm 38 在一常压连续精馏塔中分离某二元混合液 其中含易挥发组分 0 4 摩尔分率 下同 汽液混合物 进料 流量为 100 kmol h 进料中蒸汽的摩尔流率占总进料量的 1 3 塔顶采用全凝器 要求塔顶易 挥发组分的回收率为 90 回流比取最小回流比的 1 5 倍 塔底残液中轻组分组成为 0 064 已知相 对挥发度 为 2 5 提馏段内上升蒸汽的空塔气速为 2 m s 蒸汽的平均分子量为 79 1 平均密度 1 01kg m3 试求 塔顶馏出液中轻组分的流量 从塔顶向下第 2 块理论板上升的气相组成 提馏段操作线方程 提馏段塔径 39 常压连续精馏塔中 分离某双组分理想溶液 原料液在泡点下进料 进料量为 150Kmol h 组成为 0 4 摩尔分率 下同 馏出液组成为 0 9 釜残液组成为 0 1 操作回流比为 3 5 全塔平均相对挥 发度为 2 塔顶采用全凝器 塔顶采用间接蒸汽加热 求 1 塔顶 塔底产品流量 Kmol h 2 回流比为最小回流比的倍数 3 精馏段上升蒸汽量和提馏段下降液体量 Kmol h 4 塔顶第二块理论板上下降的液相组成 40 在连续精馏塔中 将含苯 0 5 摩尔分率 的笨 甲苯混合液进行分离 已知为饱和蒸汽进料 进料 量为 100kmol h 要求塔顶 塔底产品各为 50kmol h 精馏段操作线方程为 y 0 833x 0 15 试求塔 顶与塔底产品的组成 以及提馏段操作线方程 提示 提馏段操作线方程为 wxWLy 41 在连续精馏塔中分离两组分理想溶液 原料液流量为 100 组成为 0 3 易挥发组分摩尔流hkmol 率 其精馏段和提馏段操作线方程分别为 1 2 257 014 xy 034 68 xy 试求 1 塔顶流出液流量和精馏段下降液体流量 kl 2 进料热状况参数 q 42 在常压连续精馏塔中分离苯 甲苯混合液 原料液组成为 0 4 苯摩尔分率 下同 馏出液组成为 0 97 釜残液组成为 0 04 试分别求以下三种进料热状况下的最小回流比和全回流下的最小理论板数 1 20 下冷液体 2 饱和液体 3 饱和气体 假设操作条件下物系的平均相对挥发度为 2 47 原料液的泡点温度为 94 原料液的平均比热容为 1 85kJ kg 原料液的汽化热为 354kJ kg 43 在常压连续精馏塔中分离苯 甲苯混合液 原料液的流量为 100 泡点下进料 进料组成为 0 4 苯摩尔 分率 下同 回流比取为最小回流比的 1 2 倍 若要求馏出液组成为 0 9 苯的回收率为 90 试分 别求出泡点下回流时的精馏段操作线方程和提馏段操作线方程 物系的平均相对挥发度为 2 47 44 用一连续精馏塔分离苯 甲苯的混合液 进料量为 100kmol h 原料液中含苯 0 4 塔顶馏出液中含 苯 0 95 塔底馏出液中含苯 0 1 以上均为摩尔分率 原料液为汽液混合进料 其中蒸汽占 1 3 摩尔比 苯 甲苯的平均相对挥发度为 2 5 回流比为最小回流比的 2 倍 塔顶采用全凝器 塔釜间接蒸汽加热 试求 a 每小时馏出液及釜残液量 b 原料液中汽相及液相组成 c 回流比 d 每小时塔釜产生的蒸汽量及塔顶回流的液体量 e 离开塔顶第二层理论板的蒸汽组成 离开塔釜上一块理论板的液相组成 45 苯和甲苯的混合物 其中含苯 0 4 摩尔分率 下同 流量为 1000 在一连续精馏塔中进hkmol 行分离 塔顶采用全凝器 要求塔顶流出液含苯 0 9 苯的回收率为 0 9 泡点进料 回流比取最小 回流比的 1 5 倍 已知相对挥发度 为 2 5 求 a 塔顶流出液流量 D b 塔釜残液流量 W c 精馏段上升的蒸汽量 及提馏段下降的液体量 V L 46 某分离苯 甲苯的精馏塔进料量为 1000kmol h 浓度为 0 5 要求塔顶产品浓度不低于 0 9 塔釜浓 度不大于 0 1 皆为苯的摩尔分率 泡点液相进料 间接蒸汽加热 回流比为 2 a 当满足以上工艺要求时 塔顶 塔底产品量各为多少 b 塔顶产品量能达到 560kmol h 吗 采出最大极限值是多少 c 当塔顶产品量为 535kmol h 时 若要满足原来的产品浓度要求 可采取什么措施 做定性分析 47 分离苯 甲苯的精馏塔有 10 块塔板 总效率为 0 6 泡点液相进料 进料量为 1000kmol h 其浓度 为 0 175 要求塔顶产品浓度为 0 85 塔釜浓度为 0 1 皆为苯的摩尔分率 1 该塔的操作回流比为多少 有几种解法 试对几种解法进行比较 2 用该塔将塔顶产品浓度提高到 0 99 是否可行 若将塔顶产品浓度提高到 0 88 可采取何种 措施 对其中较好的一种方案进行定性和定量分析 3 当塔顶产品浓度为 0 85 时 最小回流比为多少 若塔顶冷凝水供应不足 回流比只能是最 小回流比的 0 9 倍 该塔还能操作吗 4 若因回流管道堵塞或回流泵损坏 时回流比为 0 此时塔顶及塔釜的组成和流量分别为多少 设塔板效率不下降 48 用一连续精馏塔分离苯 甲苯的混合液 进料量为 100kmol h 原料液中含苯 0 4 塔顶馏出液中含 苯 0 95 塔底馏出液中含苯 0 1 以上均为摩尔分率 原料液为汽液混合进料 其中蒸汽占 1 3 摩尔比 苯 甲苯的平均相对挥发度为 2 5 回流比为最小回流比的 2 倍 塔顶采用全凝器 塔釜间接蒸汽加热 试求 1 每小时馏出液及釜残液量 2 原料液中汽相及液相组成 3 回流比 4 每小时塔釜产生的蒸汽量及塔顶回流的液体量 5 离开塔顶第二层理论板的蒸汽组成 6 离开塔釜上一块理论板的液相组成 49 精馏塔采用全凝器 用以分离苯和甲苯组成的理想溶液 进料状态为汽液共存 两相 组成如下 x F 0 5077 y F 0 7201 1 若塔顶产品组成 xD 0 99 塔底产品的组成为 xW 0 02 问最小回流比为多少 塔底产品的纯度 如何保证 2 进料室的压强和温度如何确定 3 该进料两组份的相对挥发度为多少 Rmin 1 271 通过选择合适的回流比来保证 2 49 50 常压连续操作的精馏塔来分离苯和甲苯混和液 已知进料中含苯 0 6 摩尔分数 进料状态是汽液各 占一半 摩尔数 从塔顶全凝器取出馏出液的组成为含苯 0 98 摩尔分数 已知苯 甲苯系统在常压 下的相对挥发度为 2 5 试求 1 进料的汽液相组成 2 最小回流比 液相 0 49 汽相 0 71 Rmin 1 227 51 最小回流比与理论板数 用一连续精馏塔分离苯 甲苯混合液 原料中含苯 0 4 要求塔顶馏出液中含苯 0 97 釜液中含苯 0 02 以 上均为摩尔分数 R 4 求下面两种进料状况下最小回流比 Rmin 及所需理论板数 1 原料液温度为 25 2 原料为汽液混合物 汽液比为 3 4 已知苯 甲苯系统在常压下的相对挥发度为 2 5 Rmin 1 257 N T 10 第 5 块加料 R min 2 06 N T 11 第 6 块加料 52 物料恒算 1kmol s 的饱和汽态的氨 水混合物进人一个精馏段和提馏段各有 1 块理论塔板的精馏塔分离 进料中氨 的组成为 0 001 摩尔分数 塔顶回流为饱和液体 回流量为 1 3kmol s 塔底再沸器产生的汽相量为 0 6kmol s 若操作范围内氨 水溶液的汽液平衡关系可表示为 y 1 26x 求塔顶 塔底的产品组成 xD 1 402 10 3 xW 8 267 10 4 53 操作线方程 一连续精馏塔分离二元理想混合溶液 已知精馏段某层塔板的气 液相组成分别为 0 83 和 0 70 相邻上 层塔板的液相组成为 0 77 而相邻下层塔板的气相组成为 0 78 以上均为轻组分 A 的摩尔分数 下同 塔 顶为泡点回流 进料为饱和液体 其组成为 0 46 若已知塔顶与塔底产量比为 2 3 试求 1 精馏段操作线方程 2 提馏段操作线方程 精馏段 3y 2x 0 95 提馏段 3y 4 5x 0 195 54 综合计算 某一连续精馏塔分离一种二元理想溶液 已知 F 10kmol s x F 0 5 q 0 x D 0 95 xW 0 1 以上均为摩 尔分率 系统的相对挥发度 2 塔顶为全凝器 泡点回流 塔釜间接蒸汽加热 且知塔釜的汽化量为 最小汽化量的 1 5 倍 试求 1 塔顶易挥发组分的回收率 2 塔釜的汽化量 3 第二块理论板的液体组成 塔序由顶部算起 89 5 V 11 07kmol s x2 0 843 55 热状况参数与能耗 某苯与甲苯的混合物流量为 100kmol h 苯的浓度为 0 3 摩尔分率 下同 温度为 20 采用精馏 操作对其进行分离 要求塔顶产品浓度为 0 9 苯的回收率为 90 精馏塔在常压下操作 相对挥发度为 2 47 试比较当 N 时 以下三种工况所需要的最低能耗 包括原料预热需要的热量 1 20 加料 2 预热至泡点加料 3 预热至饱和蒸汽加料 已知在操作条件下料液的泡点为 98 平均比热容为 161 5J kmol K 汽化潜热为 32600J mol 977 1kW 1110 6kW l694 7kW 56 用一连续操作精馏塔在常压分离苯 甲苯混合液 原料含苯 0 5 摩尔分率 下同 塔顶馏处液含 苯 0 99 塔顶采用全凝器 回流比为最小回流比的 1 5 倍 原料液于泡点状态进塔 加料板上的液相 组成与进料组成相同 泡点为 92 3 求理论进料板的上一层理论板的也相组成 苯的饱和蒸汽压可 以用安托尼公式计算 Logp0 A B t C A 6 91210 B 1214 645 C 221 205 57 有苯和甲苯混合液 含苯 0 4 流量 1000kmol h 在一常压精馏塔内进行分离 要求塔顶馏出液中含 苯 0 9 以上均为摩尔分率 苯的回收率不低于 90 泡点进料 取回流比为最小回流比的 1 5 倍 已知塔内平均相对挥发度为 2 5 试求 1 塔顶产品流量 D 2 塔底釜残液流量 W 与组成 3 最小回流比 4 精馏段操作线方 程 5 提馏段操作线方程 6 若改用饱和蒸汽进料 仍用 4 中所用的回流比 所需理论板数为 多少 58 某双组分混合液 重组分为水 设计时先按如下流程安排 图中实线 塔釜采用饱和蒸汽直接加热 塔顶全凝器 泡点回流 系统符合恒摩尔流假定 相对挥发度为 2 且知 F 100kmol h q 0 x F 0 4 摩尔分率 下同 x D 0 95 x w 0 04 S 60kmol h 试求 1 塔顶 轻组分的回收率 2 若保持 S F x F q x D x W 不变 设计时在塔上部有侧线抽出 如虚线 所示 抽出液量为 kmol h 组成 x 0 6 则该塔的最小回流比为多少 59 拟设计一常压连续精馏塔以分离某易挥发组分为 40 摩尔百分率 下同 流量为 100kmol h 的料 液 要求馏出液组成为 92 回收率为 90 料液为泡点进料 回流比为最小回流比的 1 5 倍 全 塔效率为 0 7 料液的相对挥发度为 3 试求 1 完成分离任务所需的实际塔板数及实际加料板 位置 2 若 F x F N P 不变 欲提高此物系易挥发组分的回收率 试定性说明可采用的措施有 那些 22 用一连续精馏塔分离苯与甲苯混合液 原料液中含苯 0 40 塔顶馏出液中含苯 0 95 以上均为摩尔 分率 原料液为汽液混合进料 其中蒸汽占 1 3 摩尔分率 苯 甲苯的平均相对挥发度为 2 5 回流 比为最小回流比的 2 倍 试求 1 原料液中汽相与液相的组成 2 最小回流比 3 若塔顶采用全凝器 求从塔顶往下数第 二块理论板下降的液相组成 60 某一正在操作的连续精馏塔 有塔板 15 块 塔顶为全凝器 用于分离苯 甲苯混合液 料忒中含苯 35 泡点进料 馏出液含苯 97 残液含苯 5 以上皆为摩尔百分率 试求 1 最小回流比 2 如采用回流比 R 4 3 求理论板数及全塔效率 3 如果单板效率等于全塔效率 求提馏段 最下一块板上升蒸汽组成 61 某精馏塔用于分离苯 甲苯混合液 泡点进料 进料量为 30kmol h 进料中苯的摩尔分率为 0 5 塔 顶 塔低产品中苯的摩尔分率分别为 0 95 和 0 10 采用回流比为最小回流比的 1 5 倍 操作条件下 可取平均相对挥发度为 2 4 1 塔顶 塔底的产品量 2 若塔顶设全凝器 各塔板可视为理 论板 求离开第二板的蒸汽和液体组成 62 有一二元理想溶液 在连续精馏塔中精馏 原料掖组成为 50 摩尔 饱和蒸汽进料 原料处理 量为每小时 100kmol 塔顶 塔底产品量各为 50kmol h 已知精馏段操作线方程为 y 0 833x 0 15 塔釜用间接蒸汽加热 塔顶采用全凝器 泡点回流 试求 1 塔顶 塔底产品组成 用摩尔分率 表示 2 全凝器中每小时冷凝蒸汽量 3 蒸馏釜中每小时产生的蒸汽量 4 若全塔平均相 对挥发度为 3 0 塔顶第一块板的液相莫弗里效率为 0 6 求离开塔顶第二块板的汽相组成 63 用一连续精馏塔分离二元理想溶液 进料量为 100kmol h 进料组成为 0 4 摩尔分率 下同 馏出 液组成为 0 9 残液组成为 0 1 相对挥发度为 2 5 饱和蒸汽进料 塔顶冷凝器为全凝器 塔釜间接 蒸汽加热 试求 1 馏出液及残液量 2 最小回流比 3 操作回流比为 3 时 塔釜每小时 产生的蒸汽量为多少 4 塔釜上一块理论板液相组成为多少 5 计算第 3 问时做了什么假 定 64 用一连续精馏塔分离二元理想溶液 进料量为 100kmol h 进料组成为 0 5 摩尔分率 下同 馏出 液组成为 0 95 残液组成为 0 0 05 相对挥发度为 2 5 泡点进料 塔顶冷凝器为全凝器 塔釜间接 蒸汽加热 操作回流比为 1 61 求 1 馏出液及残液量 2 提馏段上升蒸汽量 3 提馏段 操作线方程 4 最小回流比 65 用一连续精馏塔分离苯与甲苯混合液 原料液中含苯 0 44 塔顶馏出液中含苯 0 96 以上均为摩尔 分率 原料液为汽液混合进料 其中周期占 1 2 摩尔分率 苯 甲苯的平均相对挥发度为 2 5 回流比为最小回流比的 1 5 倍 试求 1 原料液中汽相与液相的组成 2 离开塔顶第二块板 的汽相组成 66 用一连续精馏塔分离二元理想溶液 进料量为 10kmol h 进料组成为 0 4 摩尔分率 下同 馏出 液组成为 0 6 易挥发组成的回收率为 90 相对挥发度为 2 0 饱和蒸汽进料 回流比为最小回流 比的 2 倍 塔顶冷凝器为全凝器 塔釜间接蒸汽加热 试求 1 馏出液及残液量 2 最小回 流比 3 第一块塔板下降的液体组成为多少 4 精馏段上升的蒸汽量与提馏段下降的液体量 各为多少 67 用一连续精馏塔分离苯与甲苯混合液 泡点进料 塔顶馏出量为 75kmol h 绝压 查得此压强下水 蒸气的汽化潜热为 511kcal kmol 在塔釜温度下釜液的汽化潜热为 10000kcal kmol 精馏段操作线方 程为 y 0 72x 0 25 试求 1 加热蒸汽消耗量 2 离开塔顶第二层理论板的蒸汽组成 第二章 吸收 一 选择题 1 吸收操作的依据是 B 挥发度差异 溶解度差异 温度差异 密度差异 2 在逆流吸收塔中 增加吸收剂用量 而混合气体的处理量不变 则该吸收塔中操作线 方程的斜率会 A A 增大 B 减小 C 不变 D 不能确定 3 在吸收系数的准数关联式中 反映物性影响的准数是 B A Sh B Re C Ca D Sc 4 已知 SO2 水溶液在三种温度 t1 t 2 t 3 下的亨利系数分别为 1 0 35kPa E2 1 1kPa E 3 0 65kPa 则 A A t1t2 C t 3 t2 5 在吸收塔中 随着溶剂温度升高 气体在溶剂中的溶解度将会 C A 增加 B 不变 C 减小 D 不能确定 6 下述说明中正确的是 D A 用水吸收氨属液膜控制 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 7 下述说法错误的是 B A 溶解度系数 很大 为易溶气体 B 亨利系数 值很大 为易溶气体 C 亨利系数 值很大 为难溶气体 D 相平衡系数 m值很大 为难溶气体 8 扩散系数D是物质重要的物理性质之一 下列各因数或物理量与扩散系数无关的是 D A 扩散质和扩散介质的种类 B 体系的温度 C 体系的压力 D 扩散面积 9 吸收塔的操作线是直线 主要基于如下原因 D A 物理吸收 B 化学吸收 C 高浓度物理吸收 D 低浓度物理吸收 10 吸收操作的作用是分离 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 11 通常所讨论的吸收操作中 当吸收剂用量趋于最小用量时 则下列那种情况正确 D A 回收率趋向最高 B 吸收推动力趋向最大 C 操作最为经济 D 填料层高度趋向无穷大 12 根据双膜理论 吸收质从气相主体转移到液相主体整个过程的阻力可归结为 C A 两相界面存在的阻力 B 气液两相主体中的扩散的阻力 C 气液两相滞流层中分子扩散的阻力 D 气相主体的涡流扩散阻力 13 根据双膜理论 当被吸收组分在液体中溶解度很小时 以液相浓度表示得传质总系数 KL B A 大于液相传质分系数 k L B 近似等于液相传质分系数 k L C 大于气相传质分系数k G D 近似等于气相传质分系数 k G 14 对某一汽液平衡物系 在总压一定时 温度升高 则亨利系数 B 变小 增大 不变 不确定 吸收是分离 A 混合物的化工单元操作 其分离依据是利用混合物中各组分 E 的差异 A 气体 B 液体 C 固体 D 挥发度 E 溶解度 F 温度 15 为使吸收过程易于进行 采取的措施是 B A 加压升温 B 加压降温 C 减压升温 D 减压降温 16 吸收速率方程式中各吸收系数之间的关系是 A A K G 1 k G 1 H kL 1 B K G 1 H k G 1 kL 1 C K G 1 k G 1 m kL 1 D K G 1 m k G 1 k L 1 17 根据双膜理论 在气液接触界面处 D A p i c i B p i c i C p i c i D p i c i H 18 物质在空气中的分子扩散系数随压强的增大而 C 随温度的升高而 A A 增大 B 不变 C 减小 D 无法判断 19 根据双膜理论 在气液接触界面处 D A 气相组成小于液相组成 B 气相组成大于液相组成 C 气相组成等于液相组成 D 气相组成与液相组成平衡 20 为使操作向有利于吸收的方向进行 采取的措施是 C A 加压和升温 B 减压和升温 C 加压和降温 D 减压和降温 21 对难溶气体的吸收过程 传质阻力主要集中于 B A 气相一侧 B 液相一侧 C 气液相界面处 D 无法判断 22 在吸收过程中 C 将使体系的相平衡常数 m 减小 A 加压和升温 B 减压和升温 C 加压和降温 D 减压和降温 23 对易溶气体的吸收过程 传质阻力主要集中于 A A 气相一侧 B 液相一侧 C 气液相界面处 D 无法判断 24 实验室用水吸收空气中的二氧化碳 基本属于 B 吸收控制 其气膜阻力 B 液 膜阻力 A 汽膜 B 液膜 C 共同作用 D 无法确定 B A 大于 B 小于 C 等于 D 无法确定 25 在双组分理想气体混合物中 组分 A 的扩散系数是 C A 组分 A 的物质属性 B 组分 B 的物质属性 C 系统的物质属性 D 仅取决于系统的状态 46 含低浓度溶质的气液平衡系统中 溶质在气相中的摩尔组成与其在液相中的摩尔组成的差值为 D A 负值 B 正值 C 零 D 不确定 47 某吸收过程 已知气膜吸收系数 kY 为 2kmol m 2 h 液膜吸收系数 kX 为 4 kmol m 2 h 由此判断 该过程为 D A 气膜控制 B 液膜控制 C 不能确定 D 双膜控制 48 含低浓度溶质的气体在逆流吸收塔中进行吸收操作 若进塔气体的流量增大 其他操作条件不变 则 对于气膜控制系统 其出塔气相组成将 A A 增加 B 减小 C 不变 D 不确定 49 含低浓度溶质的气体在逆流吸收塔中进行吸收操作 若进塔液体的流量增大 其他操作条件不变 则 对于气膜控制系统 起出塔气相组成将 B A 增加 B 减小 C 不变 D 不确定 50 在吸收操作中 吸收塔某一截面上的总推动力 以气相组成表示 为 A A Y Y B Y Y C Y Yi D Yi Y 51 在逆流吸收塔中 吸收过程为气膜控制 若将进塔液相组成 X2 增大 其它操作条件不变 则气相总 传质单元数 NOG 将 C 气相出口浓度将 A A 增加 B 减小 C 不变 D 不确定 52 在逆流吸收塔中当吸收因数 A 1 且填料层高度为无限高时 则气液平衡出现在 C A 塔顶 B 塔上部 C 塔底 D 塔下部 53 在逆流吸收塔中 用纯溶剂吸收混合气中的溶质 平衡关系符合亨利定律 当将进塔气体组成 Y1 增 大 其他操作条件不变 则出塔气相组成 Y2 将 A 吸收率 A 增加 B 减小 C 不变 D 不确定 二 填空题 1 在吸收单元操作中 计算传质单元数的方法很多 其中 采用对数平均推动力法计算总 传质单元数法的前提条件是 2 吸收操作是吸收质从 转移到 的传质过程 在吸收操作中压力 温度 将有利于吸收过程的进行 3 吸收是指 的化工单元操作 4 当气体处理量及初 终浓度已被确定 若减少吸收剂用量 操作线的斜率将 其结 果是使出塔吸收液的浓度 而吸收推动力相应 5 用亨利系数 E 表达的亨利定律表达式为 在常压下 20 时 氨在空气中 的分压为 69 6mmHg 与之平衡的氨水浓度为 10 kg NH3 100kg 1H2O 此时亨利系数 E 相平衡常数 m 6 对于难溶气体 吸收时属于 控制的吸收 强化吸收的手段是 7 吸收操作中 温度不变 压力增大 可使相平衡常数 传质推动力 8 某气体用水吸收时 在一定浓度范围内 其气液平衡线和操作线均为直线 其平衡线的 斜率可用 常数表示 而操作线的斜率可用 表示 9 吸收是指 的过程 解吸是指 的过程 10 溶解度很大的气体 吸收时属于 控制 强化吸收的手段是 11 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 则传质推动 力将 操作线将 平衡线 12 吸收因数 A 可以表示为 它在 Y X 图上的几何意义是 13 在一逆流吸收塔中 若吸收剂入塔浓度下降 其它操作条件不变 此时该塔的吸收率 塔顶气体出口浓度 14 在低浓度难溶气体的逆流吸收塔中 若其他条件不变而入塔液体量增加 则此塔的液相 传质单元数 l 将 而气相总传质单元数 OG 将 气体出口浓度 a 将 15 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 增加 减少 不变 16 在一逆流吸收塔中 吸收剂温度降低 其它条件不变 此时塔顶气体出口浓度 出塔溶液组成 17 对易溶气体的吸收过程 阻力主要集中于 18 若传质总系数与分系数之间的关系表示为 则其中的 表示 当GLGkHK11 Gk1 项可以忽略时表示该吸收过程为气膜控制 19 若传质总系数与分系数之间的关系表示为 则其中的 表示 当GLkLk 项可以忽略时表示该吸收过程为液膜控制 20 传质单元数 NOG反映 分离任务所要求的液体浓度变化越 过程的平均推动力越 所需的传质单元数 NOG 越大 21 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 22 在低浓度溶质的气液平衡系统 当总压操作降低时 亨利系数 E 将 相平衡常数 将 m 溶解度系数 H 将 23 亨利定律表达式 若某气体在水中的亨利系数 E 值很小 说明该气体为 气体 Exp 24 亨利定律表达式 若某气体在水中的亨利系数 H 值很大 说明该气体为 气体 c 25 在吸收过程中 K Y和 ky是以 和 为推动力的吸收系数 它们的单位是 26 若总吸收系数和分吸收系数间的关系可表示为 其中 表示 当 LGHkK1 G 项可忽略是 表示该过程为气膜控制 27 在 1atm 20 下某低浓度气体被清水吸收 若气膜吸收系数 液膜吸收 atmhol 02 系数为 溶质的溶解度系数 则该溶质为 atmhkolL 25 02 tkm153 气体 气相总吸收系数 YK hkol 2 28 一般而