化工原理下册填空

1、t06a05001 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/Ky=1/ky+ 1/kx。t06a05003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x2降低，其它操作条件不变，吸收结果将使吸收率 出口气体浓度 。t06a05004含SO2为10%(体积)的气体混合物与浓度C为0.020kmol/m3的SO2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*=1.62C(大气压)，则SO2将从 相向 相转移，以气相组

2、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 kmol/m3。t06a05005 总传质系数与分传质系数之间的关系可以表示为1/KL=1/kL+H/kG其中1/kL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=2x，kxa=0.2kmol/(m3×s)，kya=2´10-4 kmol/(m3×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Kya= kmol/(m3×s)。 A： 2

3、 B 0.1 C： 0.2 D： 2´10-4 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：操作最为经济 D：填料层高度趋向无穷大。t06a05006G=kG F；G= (x*x)F式中：G传质量，kmol/hr； F传质面积，m2； k传质总系数 kmol/m2×hr (kN/m2) 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y1下降，L、G(V)、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？ t06a05007气相中：温度升高则物质的扩散系数 压

4、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。t06a05009 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)。参见附图：t06a009.tt06a05014一般而言，两组分A、B的等摩尔相互扩散体现在 单元操作中，而A在B中单向扩散体现在 单元操作中。在传质理论中有代表性的三个模型

5、分别为 、 和 。在吸收中的理论分析，当前仍采用 模型作为基础。t06a05015 在气体吸收时，若可溶气体的浓度较大，则总体流动对传质的影响 。 对极易溶的气体，气相一侧的介面浓度y1接近于 ，而液相一侧的液面浓度x1接近于 。 写出吸收操作中对吸收剂的主要要求中的四项(1) ；(2) ；(3) ；(4) 。t06a05016由于吸收过程气相中的溶质分压总 液相中溶质的平衡分压，所以吸收操作线总是在平衡线的 。增加吸收剂用量，操作线的斜率 ，则操作线向 平衡线的方向偏移，吸收过程推动力(yye) 。t06a0502030时，某理想气体混合物中组分A的分压为30000Pa，则组分A的摩尔浓度C

6、A= (kmol/m3)。以分压差为推动力的总传质速率方程为NA=KG(PP*)。由此可知，气相总体积传质系数KGa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在水中的溶解度曲线，由图可知气体 的溶解度较大，因为 。参见附图：t06a020.tt06a05021某吸收过程，用纯水吸收气体中A组分，要求A组分由yA=0.1下降至0.02；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 。吸收过程中最小液气比的计算关系式为(L/G)m i n = 。t06a05022某低浓度气体吸收过程，已知：相平衡常数m=1，气膜和液膜体积吸收系数分别为kya=2&#

7、180;10-4kmol/(m3×s)，kxa=0.4kmol/(m3×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 。t06a05051吸收因数A 可表示为_，它在Y-X图上的几何意义是 。Kx与kx分别是以_为推动力的传质系数，其单位是 _。t06a05052概括地说，传质单元高度是下列三个方面的函数，即_、_、_。吸收过程的传质速率式：NA=KG( )=ky( ) t06a05053 在1 atm，20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)kG=0.1kmol/(m2×h

8、15;atm)，液膜吸收分系数kL=0.25 kmol/(m2×h×kmol/m3)，溶质的溶解度系数H=150kmol/(m3×atm)，则该溶质为_溶气体，气相总传质系数Ky=_kmol/m2×h×Dy)，液相总传质系数Kx=_ kmol/(m2×h×Dx)t06a05054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Ya将_, 液体出口组成将xb_溶质解吸率将_。解吸操作的目的是_、_。t06a05056实验室用水逆流吸收空气中的CO2，当水量和空气量一定时

9、，增加CO2量，则入塔气体浓度_，出塔气体浓度_，出塔液体浓度_。吸收总推动力用气相浓度差表示时，应等于_和_之差。t06a05058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。kx表示以 为推动力的传质系数，其单位为 。t06a05062 吸收过程物料衡算时的基本假定是： 。 。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 。t06a05063对非液膜控制的系统，气体流量越大，则气相总传质系数Ky ，气相总传质单元高度HOG 。对接近常压的低浓度溶质的气液平衡系统A.B，在同样条

10、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HA HB，亨利系数EA EB，相平衡常数 mA mB。( >，=，< ) t06a05064在常压下，测定水中溶质A 的摩尔浓度为0.56kmol/m3，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m= 。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 atm，则此时的亨利系数E= atm，而溶解度系数H kmol/(m3×atm)。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 。t06a05070 在气体流量，气相进出口组成和液相进

11、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，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HOG将 ， NOG将 (增加，减少，不变)。t06a05071含溶质A 且摩尔分率为xA=0.2的溶液与压力为 2atm, yA=0.15的气体等温接触(此条件下的平衡关系为：pA*=1.2xA)，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Dy= ，Dx= (摩尔分率)。如系统温度略有增高，则Dy将 。如系统总压略有增高，则Dx将 。t06a05078对一定的逆

12、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NOG。如S=1 ，则理论板数 NOG。计算吸收塔的填料层高度需要应用 、 、 三个方面的关系联合求解。t06a05079 若S1、S2、S3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S1 S2 S3。 (>, =, <) 工程上采用水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 。t06a05080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

13、体出口组成ya将 ，而液体出口组成xb将 ，回收率将 。工程上常用水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 一侧。t06a05083 提高吸收剂用量对吸收是有利的。当系统为气膜控制时，Kya值有何变化？ ；系统为液膜控制时，Kya值有何变化？ 。设计中采用液气比 (L/G)=(L/G)min时，Dym= ，塔高H= 。t06a05084 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NA将 。当系统温度升高时NA将 。当系统总压降低时NA将 。 如一个低浓度气体的吸收塔的气相总传质单元数

14、NOG=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 。t06a05085 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xa增加，则此时：液相总传质单元数NOL将 。液体出口浓度将 。解吸气体出口浓度ya将 。t06b05011如图：请在YX图上绘出两塔操作线。又膜理论的要点是： ； 。 参见附图：t06b011.tt06b05013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A= 。当A<1时，若填料层高Hc=，则气液两相将于塔 达到平衡。t06b05017压力 ，温度 ，将有利于解吸的进行。吸收因数A表示 与之

15、比，当A>>1时，增加塔高，对吸收率 。t06b05050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Y1=8%(体积)，平衡关系Y=2x。试问：若液气比(摩尔比，下同)为2.5时，吸收率= _% ；若液气比为1.5 时，吸收率=_% 。t06b05059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DAB与DAB¢的关系应该是DAB = DAB¢。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 。而当系统中液相总浓度增加时，其相平衡常数m将 。t06b05067在逆流操作的吸收塔中，其操作

16、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Sc的影响可略)则塔的气相总传质单元高度HOG将 。气体出口浓度ya将 ，液体出口浓度xb将 。请在y-x图上示意画出新条件下的操作线及平衡线。参见附图：t06b067.tt06b05072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NL将 ，而系统的气相总传质单元数NOG将 ，气体出口浓度ya将 。t06b05074在并流吸收操作中，L/G 一定，若塔高趋于无穷，则理论板数NT将趋近于 。 在一个定常的传质过程中，若两点间传质推动力越大，则表明此两点间的传质阻力 。对水吸收CO2的低浓系

17、统，如在水中加碱，对此系统的kG ，KG 。t06b05075 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yb增加，则此塔的液相总传质单元数NOL将 。出口气体组成ya将 。出口液相组成xb将 。(提示：塔内平均推动力可按算术平均计算) t06b05093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ya将 而液相出口组成xb将 。参见附图：t06b093.tx06a05002 在填料塔中用清水吸收混合气中NH3，当水

18、泵发生故障上水量减少时，气相总传质单元数NOG 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)效能高低的一个量是 ，而表示传质任务难易程度的一个量是 。x06a05008最大吸收率hmax与 无关。A：液气比 B：液体入塔浓度x2C：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SO2水溶液在三种温度t1、t2、t3下的亨利系数分别为E1=

19、0.0035atm， E2=0.011atm，E3=0.00652atm，则 A：t1<t2 B：t3>t2 C：t1>t2 D：t3<t1x06a05065选择题：(在正确答案下划一横道) 扩散通量式JA= -D(dCA/dZ)= -JB(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，气液两相将在(A 塔顶 、B 塔底、 C 塔中部) 达到平衡。x06a05076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

20、，若其他操作条件不变，而入口气量有所增加，则：液相总传质单元数NOL(A 增加、B 减少、C 基本不变、D 不定)液相总传质单元高度HOL(A 增加、B 减少、C 基本不变、D 不定)气相总传质单元高度HOG(A 增加、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) x06a05077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ya将( )；出口液体组成xb将( )；溶质回收率将( )。x06a05086选择题：(按 a.增加

21、、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pA不变，则在下述情况下，气相中的传质通量NA将如何变化？总压增加，NA 、温度增加，NA 、气相中惰性组分的摩尔分率减少，则NA 。随温度增加，气体的溶解度 ，亨利系数E 。x06a05087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：yb将(A 大于、B 小于、C 等于)yb*，塔底气相出口浓度ya将(A 大于、B 小于、C 等于)ya*。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yb将(A 大于 、B

22、小于、C 等于)yb*。 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)。x06a05090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E将 。在常压下用水逆流吸空气中的CO2，若将用水量增加则出口气体中的CO2含量将 , 气相总传质系数KG将 ，出塔液体中CO2浓度将 。x06b05060在吸收塔某处，气相主体浓度y=0.025,液相主体浓度x=0.01，气相传质分系数ky=2kmol/(m2×

23、h )气相总传质系数Ky=1.5kmol/(m2×h )，则该处气液界面上气相浓度y1应为( )，平衡关系y=0.5x。A：0.02， B：0.01， C：0.015，D：0.005x06b05061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ya为(A 增加 B 减少 C 不变 D 不定) 液体出口组成xb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NA等于分子扩散速率JA的条件是( A 单向扩散、B 双向扩散、C 湍流流动、D

24、 定常过程) x06b05066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) x06b05073选择题：(在正确答案下划一横道) 实验室用水吸收空气中的CO2，基本上属于(A 气膜控制、B 液膜控

25、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)x06b05081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y1上升，而其它入塔条件不变，则气体出塔浓度y2和吸收率h的变化为： ( )。A：y2上升，h下降； B：y2下

26、降，上升；C：y2上升，不变； D：y2上升，变化不确定。某吸收过程，已知其气相传质分系数ky=4´10-4kmol/(m2×s), 液相传质分系数kx=8´10-4kmol/(m2×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x06b05082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NOG将(A 增加、B 减少、C 不变) 出口气体组成ya将(A 增加、B 减少、C不变) 出口液体组成xb将(A 增加、B

27、 减少、C不变)x06b05088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xa增高时，则：气相总传质单元数NOG将(A 增加、B 减少、 C 不变、D 不定)气相总传质单元高度HOG将(A 增加、B 减少、C 不变、D 不定)气相出口组成ya将(A 增加、B 减少、C 不变、D 不定)液相出口组成xb将(A 增加、B 减少、C 不变、D 不定) x06b05089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，JA及NA分别表示在传质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

28、散时：|JA|(A 大于、B 等于、C 小于)|JB|NA|(A 大于、B 等于、C 小于)|NB| 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(A 增加、B 减少、C 不变)，而液体出口组成xb(A 增加、B 减少、C 不变) x06b05091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xb增加，回收率增加；B：出塔气体浓度增加，但xb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、

29、B 小于、C 等于)单向扩散时的传质速率。w06a05010是非题在相际传质中，由于两相浓度相等，所以两相间没有净物质传递（ ）。计算填料层的高度可以用传质单元数乘上填料的等板高度（ ）。当亨利系数很大时，根据双膜理论，可判断过程的吸收速率为气膜控制。（ ）对某一吸收系统，如果1/ky1/kx，则为气膜控制；1/ky <<1/kx，则为液膜控制。（ ）w06a05012解释公式1/x1/kx1/mky的物理意义；对易溶气体吸收时，欲提高总传质系数，主要可采取什么措施？为什么？用清水吸收某溶质，如果被吸收下来的溶质量为A时，则可使出塔溶液达到平衡，其组成为x*b，于是，最小溶剂用量则

30、为：Lmin 。w06a10017 在测定用清水吸收空气中氨的体积吸收总系数Kya的实验中，为什么要测定空气的流量(要求列出公式说明)？若用转子流量计测量空气流量时，除了读取流量计指示值外，为了得到Kya，还需要测量那些数据？为什么？w06b05023画出平衡线和操作线示意图，并标出操作线斜率和塔顶、塔底的状态点。（用图示符号表示）操作条件低浓度气体吸收 气相串联液相并联参见附图：w06b023.tw06b10016 在解吸塔中，若气、液入口浓度相同，塔又足够高，则当mG/L>1及mG/L<1时，其结果有何不同？(在Y-X 图上加以说明)w06b10018 根据吸收的操作流程图，在

31、 y-x图上绘出相应的操作线和平衡线的示意图，并在图中相应标出各塔进出口浓度。设吸收剂最初不含溶质。参见附图：w06b018.tw06b15012 有一填料吸收塔，逆流操作，气体由塔底进入，吸收剂从塔顶淋下，该过程的平衡线 与操作线如下图，试将下列有关参数表示在图上。塔顶、塔底气液组成；作出最小液气比时的操作线；理论上塔底可获得的最大浓度。参见附图：w06b012.tw06c05024画出平衡线和操作线示意图，并标出操作线斜率和塔底、塔顶的状态点。（用图示的符号表示）设计条件低浓度气体吸收； 部分吸收剂循环 L参见附图：w06c024.tw06d10044 (1) 设计时对吸收流程1绘出操作线

32、与平衡线示意图，并在图上标出x1，y1，x2，y2，x3，y3，x4，y4的位置，操作条件下的平衡关系为y*=0.5x，L=V（L，V分别为液气流量）。(2) 设计时将流程2改为流程3（溶剂部分循环，现设x1，y2不变），示意画出平衡线、操作线，并标出x1，x2，x2' ，y1，y2的位置。（平衡关系，L， V均同题(1)）。参见附图：w06d044.tw06a05069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。参见附图：w06a069.tw06a05094含低浓度溶质

33、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。参见附图：w06a094.tw06b05055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ya，先与流量为L，浓度xa的溶剂并流吸收，再用流量为L ，浓度为xa¢的溶剂逆流吸收，xa>xa¢，L/G1若两股溶剂吸收溶质后混合浓度为xb¢，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。参见附图：w06b055.tw06b05068在一个低浓度溶质的混合气体的

34、并流吸收塔内，若其他操作条件不变，但入口液相组成xa减少为xa¢。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Dy,Dy¢的示意值。此时出塔液体组成xb¢将 ，出塔气体组成yb¢将 。参见附图：w06b068.tw06b05092有两股浓度分别为yb1与yb2的低浓度气体，yb1>yb2,今用下图两种方案进行吸收方案中，yb1气体从塔底送入，而浓度为yb2的气体则在塔中部气体组成相同处送入方案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操作线且说明方案 的推动力较大。参见

35、附图：w06b092.tt07a05004溶液的相对挥发度(a)等于两组份 ，a >1则表示组分A和B ，a=1则表示组分A和B 。当塔板中 时，该塔板称理论塔板。t07a05005精馏过程是利用 和 的原理而进行的。精馏过程的回流比是指 ，最小回流比是指 。t07a05006已分析测得这四股物料的组成为0.62，0.70，0.75，0.82，试找出Y6、X6，Y7，X7的对应值，Y6= ，X6= ，Y7= ，X7= 参见附图：t07a006.tt07a05007如图所示a点表示 ；b点表示 ；c点表示 ； ab段表示 ；bc段表示 。参见附图：t07a007.tt07a05008在连续

36、精馏塔中，进行全回流操作，已测得相邻两板上液相组成分别为Xn-1=0.7，Xn=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Yn= ，Xn*= ，以液相组成表示的第n板的单板效率Em= 。讨论在精馏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。( ) t07a05013 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，提馏段操作线与平衡线之间的距离 ，分离所需的总理论板数 。对有恒沸现象的二元体系，用恒沸精馏比萃取精馏好，因为前者能耗小。t07a05021 简单蒸馏的主要特点是 ； 。简单蒸馏操作时易挥发组分的物料衡算式是 。

37、t07a05025 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 ；(3)汽液混合物进料 ；(4)饱和蒸汽进料 ；(5)过热蒸汽进料 。t07a05026 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馏和平衡蒸馏(闪蒸)的结果比较是 1)得到的馏出物浓度(平均) ；2)得到的残液浓度 ；3)馏出物总量 。t07a05027 恒沸精馏与萃取精馏主要针对 和 的物系，采取加入第三组分的办法以改变原物系的 。t07a05040精馏操作的依据是 。实现精馏操作的必要条件包括 和 。t07a05041(1)“蒸馏操作依据是组分间沸点差异”此话错在何处？ 。(2)

38、 精馏塔塔顶某理论板上汽相露点温度为t1，液相泡点温度为t2。塔底某理论板上汽相露点温度为t3，液相泡点温度为t4。试按温度大小顺序用>、=、<符号排列如下： 。(3) 恒沸精馏与萃取精馏都需加入添加剂(第三组分)，其目的是 。t07a05043 恒沸精馏与萃取精馏的共同点是 。主要区别是：(1) ，(2) 。t07a05044间歇精馏与连续精馏不同点在于： 和 。间歇精馏可以按两种方式进行操作，即 和 。t07a05045 等板高度(HETP)的含义是： 。某填料精馏塔的填料层高度为8米，完成分离任务需要16块理论板(包括塔釜)，则等板高度(HETP)= 。t07a05046 连

39、续精馏过程的进料热状态有 种。已知q=1.1，则加料中液体量与总加料量之比是 。理论板图解时，与F、xf，xD，q、xw，R，操作压力P等参数中 无关。t07a05047 已知某精馏塔在情况一下操作得到 F1、 xf1、q1、R1、D1、xD1、xw1。今改变操作为情况二，且知F1=F2，xD1=xD2，xw1=xw2，q1=q2但xf1<xf2。试比较(>、=、<)D1 D2 W1 W2 R1 R2t07a05048 精馏过程设计时，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)t07a05051 吉利兰(Gilliland)关联图如图示

40、(纵轴上N及Nmin均包括塔釜)。试说明：(1)当(RRm)/(R1)=1.0时，R= ，N= ；(2)当(NNmin)/(N1)=1.0时，R= ，N= 。参见附图：t07a051.tt07a05063某连续精馏塔中，若精馏段操作线方程的截距等于零，则：(1)回流比等于 ； (2)馏出液量等于 ；(3)操作线斜率等于 。(以上均用数字表示) t07a05066x0 , ty1 , T某二元物系的相对挥发度a=3，在具有理论板的精馏塔内于全回流条件下作精馏操操作，已知xn=0.3，则yn-1= (由塔顶往下数) t07a05070某精馏塔塔顶上升蒸汽组成y1，温度T，经全凝器恰好冷凝到泡点，部

41、分回流入塔，组成x0，温度t，则y1 x0，T t。(>，=，<) 参见附图：t07a070.tt07a05074某二元物系的相对挥发度a=3，在具有理论塔板的精馏塔内于全回流条件下作精馏操作，已知yn=0.4，则yn+1= 。(由塔顶往下数)。全回流操作应用场合通常是 。t07a05077试比较某精馏塔中第N1，N，N1层理论板上参数的大小，即：yn+1 yn，tn-1 Tn，yn xn-1，Tn tn，Tn+1 Tn。(>，=，<) t07b05011 直接水蒸汽加热的精馏塔适用于 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馏塔中，完成一定分离任

42、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 。参见附图：t07b011.tt07b05012 对一定组成的二元体系，精馏压力越大，则相对挥发度 ，塔操作温度 ，对分离 。简单蒸馏过程中，釜内易挥发组分浓度逐渐 ，其沸点则逐渐 。t07b05014 水蒸汽蒸馏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。向连续精馏塔加料可能有 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 。t07b05015 精馏塔中的恒摩尔流假设，其主要依据是各组分的 ，但精馏段与提馏段

43、的摩尔流量由于 影响而不一定相等。精馏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XD将 ，塔釜组成Xw将 (泡点液体进料)。 t07b05016设计二元理想溶液精馏塔时，若F，XF，XD，Xw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，总理论板数 ；精馏段理论板数 ； 塔顶冷凝器热负荷 ；塔釜热负荷 。t07b05017在设计连续操作的精馏塔时，如保持XF、D/F、XD、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，精馏段操作线的斜率为 ，提馏段操作线的斜率为 ，对相同的XD和Xw，部分回流比全回流所需的理论板数 。 t0

44、7b05020 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。 精馏塔设计时，当回流比加大时，所需要的理论板数 ，同时蒸馏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 。t07b05023 精馏塔的塔顶温度总低于塔底温度，其原因之一 ；原因之二 。精馏设计中，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。t07b05024 精馏操作时，增大回流比，若F、XF、q不变，则精馏段液汽比L/V ，提馏段液汽比L/V ，塔顶xD ，塔底xw 。t07b05042 总压为 101.3kP

45、a，95温度下苯与甲苯的饱和蒸汽压分别为 155.7kPa与 63.3kPa，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= 。t07b05050 试比较连续精馏塔的塔釜用直接蒸汽加热与间接蒸汽加热。(>、=、<) (1)xf、xD、R、q，D/F相同，则NT间 NT直， xw间 xw直；(2)xf、xD、R、q，xw相同，则NT间 NT直， (D/F)间 (D/F)直。t07b05053某精馏塔设计时，若将塔釜由原来的间接蒸汽加热改为直接蒸汽加热，而保持XF，D/F，q，R，xD不变，则W/F ，xw ，提馏段操作线斜率 ，理论板数 。

46、(增加，减小，不变，不确定) t07b05054操作中精馏塔，保持F，q，xf，D不变。(1)若采用回流比R小于最小回流比Rmin，则xD ，xw ；(2)若R增大，则xD ，xw ，L/V 。 (增加，减小，不变，不确定) t07b05055若维持操作中精馏塔的F、xf、q，D不变，而减少塔釜蒸发量V。则：xD ，xw ，L/V 。 (变大，变小，不变，不确定) t07b05056某精馏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关参数有何变化？ L/V ，NT 。参见附图：t07b056.tt07b05057连续精馏塔操作时，增大塔

47、釜蒸汽用量，而回流量及进料状态(F，xf，q)不变，则L/V ，xD ，xw 。(变大，变小，不变，不确定) t07b05058某二元混合液中含易挥发组成xf=0.5(摩尔分率)，经平衡蒸馏(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 。t07b05059精馏塔设计时采用的参数(F，xf，q，D，xD，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 ，精馏塔液汽比 ，所需理论板数 。(增大，减少，不变，不确定) t07b05073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 。t07b05076 间歇精馏操作中，若保持馏出液组成不变，必须不断 回流比，若保持回流比不变，则馏出液组成 ；在精馏塔内，灵敏板是指 板。t07b05078 写出相对挥发度的几种表示式a= = = ；写出平衡常数K的定义式K= ；对于a=1的两组分溶液能否用普通精馏方法分离 ；以及K=1的溶液能否分离 ；t07b05080某精馏塔在操作时，加料热状态由原来的饱和液体进料改为冷液进料，且保持F， xf，回流比R和提馏段上升蒸汽量V'不变，则此时D ，xD ，W ，xw 。(增加，不变