化工原理客观题集

1、第九章传质系统一、相内传质:9-1-1-t 在恒定温度压力下，均相混合物中的分子扩散服从 定律，其表达式为，式中“一”的物理意义是 。当温度升高时，则气相中物质扩散系数 ,压力升高时，则气相中物质扩散系数 ,若液体粘度增加，则物质扩散系数 。:9-1-2-t:氨水中含NH326 % ( wt% ),氨水密度910kg/m3则氨的摩尔浓度为 3kmol/m。:9-1-3-t:稳定扩散的意思是 。:9-1-4-t:通进停滞的 B组份层，A组份的传质通量 Na与扩散通量Ja、摩尔分率Xa 的关系是 。B组份的总体流动通量NXb与扩散通量Jb的关系是二、相际传质:9-2-1-t 由可溶气体 A与惰性气

2、体B组成的混合气同A与溶剂S组成的液相进行接触时，则或时发生吸收。:9-2-2-t:对流扩散包括 和。:9-2-3-t:在气体吸收操作中，若1/ky m / kx，则吸收过程属 控制过程。:9-2-4-t 吸收时，气液相间传质速率方程Na=Ky()，式中的Ky的单位是9-2-5-t用浓NaOH溶液吸收CO?是控制，用水吸收 CO2是控制，用水吸收氨是控制。:9-2-6-t : 在某吸收系统中， 已知ky 3.8 10 4kmol/m2 s ,2 2 2kx 1.25 10 kmol / m s，平衡关系为 y mx(m 1)，则 Ky=,此气体是气体，此吸收属于 控制，强化此过程应该 阻力。:

3、9-2-7-t:解吸时，液相传质推动力为 ，气相传质推动力为 ,相际传质推动力为 ，或。:9-2-7-x 对气体吸收系统，在平衡时若气体在溶液上方的分压 则属于溶气体，若平衡时气体在溶液上方的分压 则是溶气体，只要组分在气相分压 于液相中的 分压，吸收就能继续进行，直到达到新的 为止。A、大B、小C、难D、易E、平衡:9-2-9-x 两组分的扩散通量总是大小相等，方向相反的说法 。A、对B、不对C、由具体条件而定:9-2-10-x 当yx平衡线为直线，且气体浓度都很低时， 的说法是错误的。A、ky沿塔高的变化可以忽略不计B、Yy随浓度的变化可以忽略不计C、kx随塔高的变化可以忽略不计D、Ky随

4、溶解度的变化可以忽略不计:9-2-11-x 吸收的推动力（p-p* ）是指气相的分压与平衡时溶液上空吸收质的平衡分 压之差，在吸收过程中，他们是 。A、不变的B、变化的C、不一定:9-2-12-x:由于亚铜氨络离子才使吸收CO气体的有用组份，因此铜的比例越高越好,这种考虑是。A、正确的B、不正确的C、要看具体情况而定第十章气体吸收一相平衡10-1-1-t气液两相达到传质平衡时，易溶气体的平衡分压，亨利系数E；难溶气体的平衡分压 ，亨利系数 E。10-1-2-t流体的流动对传质阻力的影响是：在kYaG0时，对易溶气体（m较小），传质阻力通常集中在,气体流量的大小及湍动情况对传质阻力的影响是;对难

5、溶气体（m较大）传质阻力通常集中在 ，液体流量的大小及湍 动情况可改变气侧阻力，而对总阻力的影响 ，液体流量的大小及湍动情况对传质总阻力的影响是。10-1-3-t已知气膜吸收系数 kg=9.87*10-7kmol/m2,h.N/m 2,液膜吸收系数 kL=0.25k mol/m2,h.N/m 3,亨利常数 H =666.7N.m/k mol,则气相吸收总 系数 Kg=k mol/m 2.h.N/m2,该气体属 气体。10-1-4-t已知某服从亨利定律的低浓度气体吸收过程，其气膜吸收分系数 kg=0.1kmol/m 2.h.atm,液膜吸收分系数 kL=0.25kmol/m 2.h.kmol/m

6、 3,溶解度系数 H=0.2kmol/m 3.mmHg,则气相吸收系数 Kg=kmol/m 2.h.atm,该气体属 气体。10-1-5-x亨利定律各种表达式中的几个系数H、E、m均是。A无因次常数B有因次常数C 不一定 D分别有不同因次10-1-6-x解吸操作能够进行的条件是实际状态浓度 平衡浓度。A 大于B 小于C 等于10-1-7-x在情况下，出现液相扩散控制。Ayx平衡线极平（斜率极小）B溶解度系数H极高C平衡线为y=mx，常数m极小D系统服从亨利定律，亨利系数E极高10-1-8-x用吸收操作线与平衡线的位置关系，可说明过程进行的方向，若操作线在平衡线下方，则说明该过程是 D 要具体分

7、析A 溶解B 平衡C 解吸10-1-9-x当气液平衡关系可写成y=mx而m为已知常数时，则 A 浓度对Ky没有显著影响B 浓度对Ky有显著影响C 浓度对Ky的影响程度与ky/kx无关D 浓度对Ky的影响程度与浓度范围有关10-1-10-x已知S02水溶液在温度ti、t2、t3下的亨利系数分别为E1=3.5X 102 Pa, E2=1.1x 103Pa, E3=6.25 x 102Pa,则。A.tlt2C.t1t2D.t3t1二.填料吸收塔10-2-1-t在填料吸收塔中，其 是分散相，而 是连续相，为使塔内有较充分的气液传质表面，在塔顶常有 装置。10-2-2-t 逆流吸收操作塔，气体、液体分别

8、以稳定的进塔浓度丫1、X2由塔底、塔顶进入，出塔浓度分别为丫2、X1,操作条件下，平衡关系符合Y=mX，则此装置发生吸收的条件是或;或;其传质推动力，塔底或，塔顶 或 ;吸收的最大极限，塔底 或，塔顶或。10-2-3-t用清水逆流吸收 A、B气体混合物中的 A组分，若Y1下降，L、V、P、T等 不变，则回收率的变化将 ，若L增加，其余操作条件不变，出塔液体浓度变化为。10-2-4-t 稳定逆流操作的填料吸收塔，气液平衡关系和操作线如图所示，则塔顶、 塔底的气、液组成为 ，以液相浓度表示的塔顶总推动力为 ,以气相浓度表示的塔底总推动力为 ，最小液气比时的全塔吸收理论操作线塔底可以获得的理论最大液

9、相浓度为 。10-2-5-t吸收过程的极限是 推动力是 。10-2-6-t写出低浓度气体吸收时，全塔的平均推动力表达式 ，当平衡线为直线时，上式的具体形式是 。10-2-7-t在吸收操作中，当L/Vm时，气体的极限浓度决定于吸收剂初始 ，与吸收剂的用 量。10-2-8-t在同样条件下，完成相同分离任务，逆流操作所需要的（L/V）min大大地并流时所需要的（L/V）min，因此，从平衡观点，逆流会 并流。10-2-9-t在同样条件下，逆流操作可得到更好的分离效果，是因为逆流平均推动力并流，因此，从速率观点，逆流 并流。10-2-10-t在操作温度和压力一定的条件下，当吸收气体流量，气体进、出口组

10、成和液相进口组成不变时，若减少吸收剂用量，则操作线将平衡线，气液相间传质推动力将，设备费将。10-2-11-t在吸收操作中，当总压P、T、Y1、丫2、X2、Ls一定时，若混合气量增加，则厶Ym。10-2-12-t 双膜理论的基本要点是 ，10-2-13-t双膜理论的适用范围是。10-2-14-t影响吸收的因素主要是 10-2-15-t气体吸收中，L/V值增大，则表示推动力 ，因而塔高就要10-2-16-t分离某气体混合物，用纯溶剂逆流吸收，相平衡关系符合 Y=mX，则最小液气比与溶质回收率0的关系为 ，现已知Hog，且实际液气比为$ =1时的（L/V ） min的1.2倍，则填料高的计算式应为

11、 。它说明：用纯溶剂吸收混合气体中的可溶组分时，最小液气比及一定液气比下所需塔高只取决于 ,而与无关。10-2-17-t在逆流操作的填料吸收塔中，溶解度很大的气体属于 控制，溶解度很小的气体属于控制，吸收因子 A 是和的比值，当 AX B XimaxX或Ximax增大，X2不变；CY2增大，Xi不变；D X减小。10-2-32-X 对由气膜控制过程的吸收操作，在一定的操作条件下，若保持气体流量 不变，则无限增大吸收剂的用量对降低气体残余浓度是 。A 有利 B 不利 C 基本不起作用 D 不一定10-2-33-X在逆流吸收操作中，若V、Yi、Y2、均不变，则L下降时，是厶Y=Y-Y*操作线与平衡

12、线间的距离将 ，设备投资费用将。A 减小 B 增大 C基本不变D 不一定10-2-34-X在逆流吸收操作中，若L/mv=0.5且Y=mz,当塔高z时，则塔顶的Y2丫2*，塔底YiYi*。若系统压力减小一倍，且气液摩尔流量与进塔组成均不变，则此时塔顶气体浓度 Y2Y2*。A 大于 B 小于 C 等于 D 难定准10-2-35-X 在一吸收塔中，若维持 L、V P、T等不变，若Yi下降，则回收率 若L增加，而其它条件均不变，则出塔液体浓度X1。若吸收剂进塔浓度 X2降低，其他操作条件不变，则回收率 ，出塔气体浓度 。A 增加 B 减小 C 不变 D 不一定10-2-36-X逆流吸收塔，其组成和物流

13、关系如图示。定性描绘在Y-X坐标上的操作线为图示；b-b截面上的气、液相传质推动力应为图示。10-2-37-X在一定条件下操作的填料吸收塔，若填料层增高，则塔的NogH OGA.增大B .减小C .基本不变D.不一定10-2-38-X修伍德准数是k丄ASh或ShDDk，L亠kxLB .Sh或ShDDk，L亠kxLC .Sh或ShDDk丄DShD10-2-39-X若吸收过程系气相阻力控制，则增加液体流率对.或Nog的影响是A .使之增大B .使之减小C .基本不变D.不一定10-2-40-X在填料塔内进行吸收操作时，气液两相的主要传质表面是 A. 填料比表面B. 填料总表面C. 被润湿的填料总表

14、面10-2-41-X采用化学吸收，是有利于减少 侧阻力。A .气膜B. 液膜C. 两膜10-2-42-X对一吸收过程，在同量溶液循环条件下，溶液吸收率越高，循环引起返混 造成的危害越大。即获得相同分离任务时，Z循环Z无循环，此说法 A . 正确B. 不正确C. 不一定第十一章蒸馏一 概述11-1-1-t蒸馏操作是利用液体混合物在一定压力下各组份 的特性以达到分离的目的11-1-2-t蒸馏操作按操作方式，可分为 和.11-1-3-t蒸馏操作按蒸馏方法，可分为 、及11-1-4-t蒸馏操作按操作压力，可分为 、及二双组份溶液的汽液平衡11-2-1-t对双组份汽液平衡物系的自由度数有 。11-2-2

15、-t已知双组份汽液平衡物系Pa、pB组份A、B在溶液温度下的饱和蒸汽压，N /m2；XA、yB溶液中，组份 A , B的组成，摩尔分率；P蒸汽总压，N /m2。则泡点方程xa =露点方程yA =11-2-3-x已知双组份汽、液混和物系，在一定的温度和压力下，则平衡关系为_OAX和y是固定的B 固定X时，y才能确定C 此时X与y的关系为一条yX平衡线D 此时X与y的关系为两条平衡线，即 tX平衡线，ty平衡线(注：x、y分别为液相和汽相中易挥发组份的组成，以下各题未加A、B脚号时，x、y均对易挥发组份而言。)11-2-4-X在双组份连续精馏的汽一一液平衡关系中，若混和液为理想溶液，且已知总压力为

16、P,汽相组成为y。pa= f(t)、pB= f(t),则。A X为定值，不固定B X为不固定，t为固定C x、t为定值D x、t无法确定11-2-5-X在双组份连续精馏计算中所用的yX曲线，甲认为是一定压力下的汽液平衡曲线，乙认为是一定压力和温度下的汽液平衡曲线，你认为。A 甲对乙不对B 乙对甲不对C 两个都不对D.两个都对11-2-6-X液相不是理想溶液，汽相为理想气体，对于两组份汽液物系，以吓式子中错误的是A 0 , 0 a = p A/p BB a = UA/uBC.aYa1 Xa?1 YaXaD.Pa / XapB / XB式中a 相对挥发度11-2-7-X液体混合物中两组份相对挥发度

17、越接近于1，表示用精馏方法分离该溶液时，分离。A .越容易B.越难于 C.越完全 D.越不能11-2-8-t在总压一定时，理想溶液的相对挥发度随液体泡点的升高而，但变化。11-2-9-t液体混合物的组成一定时，混合物的泡点随总压的升高而 。11-2-10-t组成一定的液体混合物，总压越高，各组分的饱和蒸汽压越，各组分间的相对挥发度越 。11-2-11-t在精馏塔操作中，若有不凝气体进入塔内，在操作压力不变的情况下，将使汽相中各组分的蒸汽分压 ,平衡温度 ,对汽液相平衡关系影响 。11-2-12-x当分离沸点较高，且又是热敏性混合物时，操作压力应采用 。A. 常压B.加压C减压D.先常压后加压1

18、1-2-13-x当分离常压下为气态的混合物时，操作压力应采用 。A. 常压B.加压C减压D.先常压后加压三.简单蒸馏11-3-1-t简单蒸馏主要适用于 。11-3-2-t当馏出液的量相同时，简单蒸馏得到馏出液中易挥发组份的浓度比平衡蒸馏 得到馏出液中易挥发组份的浓度 。11-3-3-t在平衡蒸馏操作中，当气化率相同时，操作压力越低，液体混合物的分离效果越。11-3-4-t对于双组份理想溶液，若原料组成xf ,原料量F，操作压力P和最终温度tw均相同时，采用简单蒸馏操作得到的馏出液浓度Xd简，馏出液量D简，釜残液浓度Xw简，而采用平衡馏操作得到的馏出液浓度Xd平，馏出液量 D平，釜残液浓度 Xw

19、平，比较两种操作结果：(1) Xd 简Xd 平；(2) D 简D 平；(3) Xw 简Xw 平；(注：用 符号表示)四.双组份精馏塔理论板数的确定11-4-1-t在精馏塔内，满足恒摩尔汽化，恒摩尔溢流的条件为(1),(2) , ( 3) 。11-4-2-t在精馏塔内，满足理论板塔板的条件是 。11-4-3-t在精馏塔内，精馏段第n板上汽相露点温度为tvn,液相泡点温度为tLn,提馏段第 m板上汽相露点温度为tvm，液相泡点温度为tLm，此四个温度的相对大小为11-4-4-t 蒸馏塔的塔顶温度低于塔底温度，其原因是（1 ）（ 2）。11-4-5-x在做全塔总物料衡算和易挥发组份物料衡算时，以下说

20、法中错误的是：A. 可以用质量单位B可以用摩尔单位C.只能用比摩尔单位D.可以用质量单位，也可以用摩尔单位11-4-6-t提馏段和提馏段的操作线方程式中各物理量只能用 。11-4-7-t进料板上升蒸汽的浓度y，应属于 段操作线讨论的范围；进料板下流液体的浓度x，应该属于 段操作线讨论的范围。11-4-8-t进料热状态参数 q的定义式为 ，q值的计算式为 ，q线方程式为 ，此方程为 线与线交点的轨迹方程。11-4-9-t两组份理想溶液精馏中，当q等于0.7时，表示进料状态为 ，进料中饱和蒸汽量占。11-4-10-t若用连续精馏塔分离双组份溶液，全塔的总物料衡算式写为:FZf=Dxd+Wx w式中

21、Zf进料中易挥发组份的总摩尔分率。若以Xf表示进料中液相部分中易挥发组份的摩尔分率，yF表示进料中汽相部分易挥发组份的摩尔分率，q表示进料中液相所占分率。则冷料进料和泡点进料时，Zf =。饱和蒸汽和过饱和蒸汽进料时，Zf =。汽液混合进料时，Zf=。11-4-11-t 在设计计算理论板时，进料理论板的特点是11-4-12-t已知连续精馏塔的进料浓度xf，进料热状态参数q，馏出液的浓度xd，回流比R，则精馏段操作线与提馏段操作线的交点坐标为yd =, xd =11-4-13-t在连续精馏塔的计算中，已知q = 0.6, R= 2, F = 100kmd/h （以下各量单位相同），D = 20,则

22、 L =, L= , V =, V= W =。11-4-14-x对于吸收操作，若称气相为受处理相，液相为处理相，则在精馏操作中可类似地认为。A 对全塔：液相为受处理相，汽相为处理相。B 对全塔：汽相为受处理相，液相为处理相。C 对精馏段:汽相为受处理相，液相为处理相。D 对提馏段:汽相为受处理相，液相为处理相。11-4-15-x 精馏塔发生以下变化无助于分离效果的提高是 A 在V 定的情况下减少馏出液产量B 在进料xf 一定的情况下将料液冷却C.增加提馏段上升的汽量v/D .增加提馏段回流的液量L /11-4-16-x进料热状态参数q值减小，将使A .精馏段操作线斜率增大B .精馏段操作线斜率

23、减小C.提馏段操作线斜率增大D .提馏段操作线斜率减小11-4-17-x 当F、xf、xd、xw 定情况下，进料热状态参数 q值发生变化，将使A . D变，W不变B. D不变，W变C. D和W同时发生变化D . D和W都不发生变化11-4-18-x 当F、xF、D和W 一定，并保持实际操作气速不变时，q值减小，设计计算确定的塔径为。A.精馏段塔径不变，提馏段塔径减小B.精馏段塔径增大，提馏段塔径不变C.精馏段塔径减小，提馏段塔径增大D.精馏段塔径减小,提馏段塔径减小11-4-19-x提馏段操作线的斜率为。A.大于1B.小于1C.等于1D.等于011-4-20-x下面表示的提馏段操作线方程式中，

24、错误的公式是A .ym 1B. ym 1L qFD .Ym 1LqFmwWL qF WFFRq1DxDFmF(R1)D(1 q) (R 1)b(1q)F,FRq1D-DC. Ym 1Xw(R 1) D(q 1)FXw(R 1) -(q 1)11-4-21-t 理论塔板数的确定，通常采用 法或法。两种方法均以物系的和为依据。11-4-22-t当塔顶蒸汽全部冷凝，冷凝液一部分作产品，另一部分作回流时，则塔顶蒸汽组成Y1与相同。11-4-23-t当塔釜用间按蒸汽加热时，蒸馏釜将起 作用。11-4-24-t用逐板计算法确定理论塔板数时，利用汽液平衡关系式可以求得，利用操作线方程可以求得 。11-4-2

25、5-t说明下图中各点或各线段的浓度关系。c点表示 ab 线段表示 be线段表示。11-4-26-t设计连续精馏塔时，当保持馏出液组成xd和易挥发组分的收率一定，改变下列参数之一（其它参数不变），则所需理论塔板数 Nt（1）增加进料量 F （塔能正常操作）；（2）加大回流比 R；（3）提高操作压力 P；（4） 提高进料温度tF。11-4-27-t设计连续精馏塔时，若保持xf、xd、D、R，进料热状态和确定的操作气速一定，则增大进料量将使塔径 ，所需的理论塔板数 。11-4-28-t 当xf、xd、xw、R和其它条件保持不变，将沸点进料改为冷料进料，将使所需理论塔板数 ，其原因在于。11-4-29-t设计连续精馏塔时，当其它条件保持不变，只降低回流液的温度，将使理论塔板数，使塔釜加热蒸汽消耗量 。11-4-30-x设计精馏塔时，若 F, xf, xd, xw, V保持不变，将进料热状态参数q=1变为q=1.