化工原理試題庫答案下冊

1、 化工原理試題庫（下冊）第一章 蒸餾 一、 選擇題 1. 當二組分液體混合物的相對揮發(fā)度為_C_時，不能用普通精餾方法分離。 A.3.0 B.2.0 C.1.0 D.4.0 2. 某精餾塔用來分離雙組分液體混合物，進料量為100kmol/h，進料組成為0.6 ,要求塔頂產品濃度不小于0.9，以上組成均為摩爾分率，則塔頂產品最大產量為_B_。 A.60.5kmol/h B.66.7Kmol/h C.90.4Kmol/h D.不能確定 3. 在t-x-y相圖中，液相與氣相之間量的關系可按_D_求出。 A.拉烏爾定律 B.道爾頓定律 C.亨利定律 D.杠桿規(guī)則 4. q線方程一定通過Xy直角坐標上的

2、點_B_。 A.(Xw,Xw) B(XF,XF) C(XD,XD) D(0,XD/(R+1) 5. 二元溶液的連續(xù)精餾計算中，進料熱狀態(tài)參數(shù)q的變化將引起（ B ）的變化。 .平衡線 .操作線與q線 .平衡線與操作線 .平衡線與q線 6. 精餾操作是用于分離（ B ）。 .均相氣體混合物 .均相液體混合物 .互不相溶的混合物 .氣液混合物 7. 混合液兩組分的相對揮發(fā)度愈小，則表明用蒸餾方法分離該混合液愈_B_。 A容易； B困難； C完全； D不完全 8. 設計精餾塔時，若、x、xD、xW均為定值，將進料熱狀況從q=1變?yōu)閝1，但回流比F取值相同，則所需理論塔板數(shù)將_B_，塔頂冷凝器熱負荷_

3、C_ ，塔釜再沸器熱負荷_A_。 A變大，B變小， C不變， D不一定 9. 連續(xù)精餾塔操作時，若減少塔釜加熱蒸汽量，而保持餾出量和進料狀況（F, xF,q）不變時，則L/V_B_ ，L/V_A_，x_B_ ，x_A_ 。 WDA變大， B變小， C不變， D不一定 10. 精餾塔操作時，若、x、q，加料板位置、和不變，而使操作壓力減小，則x_A_，DFx_B_。 w 不一定D 不變，C 變小，B 變大，A 11. 操作中的精餾塔，保持F，x，q，D不變，若采用的回流比R不能確定 B. R A.RR B. R=R 211212 ，則塔內實際板數(shù)為50%（包括再沸器），若全塔效率為31. 用精餾

4、塔完成分離任務所需的理論板數(shù)為8 。 ） C （ 無法確定 D. 層 C.14層 A.16層 B.12，欲使該兩組分混合液得到分離，則宜采用80.7380.1，環(huán)己烷的沸點為32. 在常壓下苯的沸點為 。 ） C （ D.水蒸氣精餾 C.萃取精餾 A.恒沸精餾 B.普通精餾精餾操作中，若將進料熱狀況由飽和液體改為冷液體進料，而其它條件不變，則精餾段操作線斜率33. ）。A C ），提餾段下降液體量（ C ），提餾段斜率（ B ），精餾段下降液體量（ （ 無法判斷 D.C. 不變 A.增大 B.減小 。 ）q=1/3，則其中氣相與液相的摩爾數(shù)之比為（ C 34. 若連續(xù)精餾過程的進料熱狀況參數(shù)D

5、.3 A.1/2 B.1/3 C.2 ）造成的。A 溢流液泛是由于（ 35. B. 液流分布不均勻 A.降液管通過能力太小 D.液相在塔板間返混 C.塔板上嚴重漏液直接水蒸氣加熱的精餾塔適用于（分離輕組分水溶液）的情況，直接水蒸氣加熱與間接水蒸氣加熱相36. ） 、回收率相同時，其所需理論板數(shù)要（ A qx比較，當、x、R、WD D.無法判斷 C. B.少 相等 A.多 ）接觸，而在每一塊塔板上汽在精餾塔的設計中，設計思想是：在全塔汽液兩相總體呈（ A 37. C ）方式接觸。液兩相以（ ）不確定 （D B.A.逆流并流 C.錯流 ）方式進料。，由此可判定物料以（ D 38. 某精餾塔內，進料

6、熱狀況參數(shù)為1.65 ）冷流體（D ）飽和蒸汽（B）飽和液體（C）過熱蒸汽A（ ） D 39. 兩組分的相對揮發(fā)度越小，則表示分離物系越（ 不完全 D.完全 C.減少 B.容易A. 二、填空題 1. 某連續(xù)精餾塔中，若精餾段操作線的截距為零，則餾出液流量為_。 2. 當分離要求和回流比一定時，_進料的q值最小， 此時分離所需的理論塔板數(shù)_。 3. 蒸餾是指_的化工單元操作。 4. 在精餾塔實驗中，當準備工作完成之后，開始操作時的第一項工作應該是_。 5. 實現(xiàn)精餾操作的必要條件是_和_ 。 6. 恒摩爾流假設成立的主要條件是_。 7. 某精餾塔設計時，若將塔釜由原來間接蒸汽加熱改為直接蒸汽加熱

7、，而保持x(F)，x(D)不變，則將_，x(w)將_，提餾段操作線斜率將_，理論板數(shù)將_。 8. 在只有一股進料無側線出料的連續(xù)精餾操作中，當體系的壓力、進料組成、塔頂、塔底產品組成及回流比一定時，進料狀態(tài)q值愈大，提餾段的斜率就愈 ，完成相同的分離 任務所需的總理論板數(shù)就愈 ，故5種進料狀態(tài)種中， 進料所需的理論板 數(shù)最少。 9. 直接蒸汽加熱與水蒸汽蒸餾雖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，若提餾段上升蒸汽量V增加，而回流量和進料狀態(tài)（，x，q）仍保持不變，F(xiàn)則R_，x_，x_，L/V_。 wD 11. 操作時，若、xF、q，加料板位置、不變，

8、而使操作的總壓力增大，則x_，D x _ W12. 精餾塔的塔頂溫度總低于塔底溫度，其原因之一是_，原因之二是_。 13. 精餾塔設計中，回流比越_所需理論板數(shù)越少，操作能耗_ 。但隨著回流比的逐漸增大，操作費用設備費的總和將呈現(xiàn)_變化過程。 14. 恒沸精餾與萃取精餾主要針對_的物系，采取加入第三組分的辦法以改變原物系的 。_ 15. 精餾設計中，當進料為氣液混合物，且氣液摩爾比為2:3，則進料熱狀態(tài)參數(shù)q值等于 。 16. 填料塔用于精餾過程中，其塔高的計算采用等板高度法，等板高度是指 ； 填料層高度Z= 。 17. 簡單蒸餾與精餾的主要區(qū)別是_ 18. 精餾的原理是_。 19. 精餾過程

9、的恒摩爾流假設是指_。 20. 進料熱狀況參數(shù)的兩種定義式為q=_和q=_，汽液混合物進.料時q值范圍_。 21. 精餾操作中，當回流比加大時，表示所需理論板數(shù)_，同時，蒸餾釜中所需的加熱蒸汽消耗量_，塔頂冷凝器中，冷卻劑消耗量_，所需塔徑_。 22. 精餾設計中，隨著回流比的逐漸增大，操作費用_，總費用呈現(xiàn)_的變化過程。 23. 精餾操作中，當回流比加大時，表示所需理論板數(shù)_，同時，蒸餾釜中所需的加熱蒸汽消耗量_，塔頂冷凝器中，冷卻劑消耗量_，所需塔徑_。 24. 某填料精餾塔的填料層高度為米，完成分離任務需要塊理論板（包括塔釜），則等板高度（HETP）_。 25. 總壓為1atm，95 溫

10、度下苯與甲苯的飽和蒸汽壓分別為1168mmHg與475mmHg，則平衡時苯的汽相組成_，苯的液相組成_（均以摩爾分率表示）。苯與甲苯的相對揮發(fā)度_。 26. 精餾處理的物系是_混合物，利用各組分_的不同實現(xiàn)分離。吸收處理的物系是_混合物，利用各組分_的不同實現(xiàn)分離。 27. 精餾操作的依據是 。實現(xiàn)精餾操作的必要條件 是 和 。 28. 氣液兩相呈平衡狀態(tài)時，氣液兩相溫度 ，液相組成 氣相組成。 29. 用相對揮發(fā)度表達的氣液平衡方程可寫為 。根據的大小，可用 來 ，若=1，則表示 。 30. 在精餾操作中，若降低操作壓強，則溶液的相對揮發(fā)度 ，塔頂溫度 ，塔釜溫 度 ，從平衡角度分析對該分離

11、過程 。 31. 某兩組分體系，相對揮發(fā)度=3，在全回流條件下進行精餾操作，對第n、n+1兩層理論板（從塔頂往，. 。全回流已知操則作通常適用于 下計），若 或 。 32. 精餾和蒸餾的區(qū)別在于 ；平衡蒸餾和簡單蒸餾的主要區(qū)別在 于 。 33. 精餾塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度，其原因是 和 34. 。 00，46kPa、.6kPap?p?113則下，苯和甲苯的飽和蒸氣壓分別為，35. 在總壓為101.33kPa溫度為85BA?yx? 。 ，氣相組成為 ，平衡時液相組成 相對揮發(fā)度= AA 2750.?0y?.72x餾出液組成 36.某精餾塔的精餾段操作線方程為 ，則該塔的操作回流比為 ， 為

12、 。 37. 最小回流比的定義是 ，適宜回流比通常取為 R。 min 38. 精餾塔進料可能有 種不同的熱狀況，當進料為氣液混合物且氣液摩爾比為2：3時，則進料熱 狀況q值為 。 39. 在某精餾塔中，分離物系相對揮發(fā)度為2.5的兩組分溶液，操作回流比為3，若測得第2、3層塔板（從x?0.45、x?0.4，流出液組成x為0.96塔頂往下計）的液相組成為（以上均為摩爾分率），則第3層D32塔板的氣相莫弗里效率為E= 。 MV3 xF、xxq、DR不變， ， 在精餾塔設計這，若保持 、若增加回流比 ，則 ，40.wDF L/V 。 x、xxF、R一定，進料由原來的飽和蒸氣改為飽和液體，則所需理論及

13、在精餾塔設計中，若41. 、WDFNVL 、下降液體量 ；提餾段上升蒸氣量 。精餾段上升蒸氣量 板數(shù) T VL ，下降液體量 。 L/V 42. 操作中的精餾塔，增大回流比，其他操作條件不變，則精餾段液氣比 ，提餾段液氣比 xxVL 。 ， ， / wD xx、xFV、qW ， 不變，若釜液量，增加，則 操作中的精餾塔保持43. 、wDF L/V 。 xxq、D/FR相同，塔釜由直接蒸汽加熱改為間接蒸汽加熱，則所需、44. 在連續(xù)精餾塔中，若DFxN ，。理論板數(shù) wT 45. 恒沸精流與萃取精餾的共同點是 。兩者的主要區(qū)別是 和 。 三、計算題 1. 某二元混合液含易揮發(fā)組分0.35，泡點進

14、料，經連續(xù)精餾塔分離后塔頂產品濃度為0.96，塔底產品濃度為0.025（以上均為易揮發(fā)組分的摩爾分率），設滿足恒摩爾流假設，試計算：(1)塔頂產品的采出率D/F為多少？（4分）；(2)如果回流比R為2，請分別求出精餾段、提餾段操作方程。 2. 用一常壓連續(xù)精餾塔分離苯甲苯混合液，原料液入塔時其中蒸氣量和液體量的千摩爾之比為2:3。每小時處理量料液60kmol/h， 料液中含苯50，所得殘液含苯5，餾出液中含苯98(以上組成均為摩爾百分率)，苯對甲苯的平均揮發(fā)度為2.5，試求：餾出精餾段和提餾段操作線方 小時的操作回流比？該操作條件下，2RR液和殘液量？ 程式？ 3. 在常壓精餾塔內分離某理想二

15、元混合物。已知進料量為100kmol/h，進料組成為x=0.5,F塔頂組成為x=0.98（均為摩爾分數(shù)）；進料為泡點進料；塔頂采用全凝器，泡點回流，D操作回流比為最小回流比的1.8倍；在本題范圍內氣液平衡方程為：y=0.6x+0.43，氣相默弗里效率E=0.5。若要求輕組分收率為98%，試計算：（1）塔釜餾出液組成；（2）精餾mv段操作線方程；（3）經過第一塊實際板氣相濃度的變化。 4. 用一連續(xù)精餾塔分離由組分A、B組成的理想混合溶液。原料液中含A為0.40，餾出液中含A為0.95（以上均為摩擦分率），已知進料熱狀況q為0.6，最小回流比為1.50，試求相對揮發(fā)度值？ 5. 用一提餾塔分離某

16、水溶液（雙組分體系，水為重組分），原料液量為100kmol/h，泡點進料，進料組成為40，塔頂蒸汽全部冷凝成液體產品而不回流，其組成為70（以上組成均為輕組分的摩爾分率）。輕組分回收率為98，直接用水蒸汽加熱。假設塔內為恒摩爾溢流和汽化，操作條件下兩組分的平均相對揮發(fā)度為4.5，每層塔板用氣相表示的單板效率為70，求釜液組成及從塔頂?shù)诙訉嶋H板下降的液相濃度。 6. 用一連續(xù)精餾塔在常壓下分離苯甲苯液體混和物。在全濃度范圍內，體系的平均相對揮發(fā)度為2.5。泡點進料，進料量為100kmol/h。進料中苯含量為0.4(摩爾分率)。規(guī)定塔頂產品中苯的含量為0.9，苯的回收率為95以上。塔頂采用全凝器

17、，泡點回流，回流比取為最小回流比的1.5倍，塔釜采用間接蒸汽加熱。求（1）塔底產品濃度；（2）精餾段操作線方程和提餾段操作線方程；（3）從塔頂開始數(shù)起，離開第二塊板的液相組成（小數(shù)點后取三位數(shù)）。 7. 苯、甲苯兩組分混合物進行常壓蒸餾，原料組成X(苯)0.7，要求得到組成為0.8的塔頂產品（以上均為摩爾分率），現(xiàn)用以下三種方法操作：連續(xù)平衡蒸餾、簡單蒸餾（微分蒸餾）、連續(xù)蒸餾。在三種情況下，塔頂用一分凝器，其中50%的蒸汽冷凝返回塔頂。出冷凝器的蒸汽與冷凝液體呈平衡。對每種方法進料量均為100kmol/h，問塔頂、塔釜產量各為多少？汽化量為多少？已知=2.46。 在常壓連續(xù)精餾塔中，分離苯甲

18、苯混合液。原料液流量為1000kmol/h，組成為含苯0.48.（摩爾分率，下同）泡點進料。餾出液組成為0.9，釜液組成為0.00667，操作回流比為最小回流比的1.5倍，操作條件下平均相對揮發(fā)度為2.5，試求：（1）提餾段操作方程 （2）離開第二層理論板（從塔頂往下數(shù)）的氣相組成y2 在常壓連續(xù)精餾塔中，分離兩組分理想溶液。原料液組成為0.5（摩爾分率，下同）飽和9.倍，操2.0，操作回流比為最小回流比的0.05，釜液組成為0.9氣體進料。餾出液組成為 作條件下平均相對揮發(fā)度為3.0，試求：（1）提餾段操作線方程 （2）離開第二層理論板（從塔頂往下數(shù)）的氣相組成y . 210. 在常壓連續(xù)精

19、餾塔中，分離兩份理想溶液。原料液組成為0.5（摩爾分率，下同），飽和蒸汽進料，餾出液組成為0.9，釜液組成為0.05。操作回流比為最小回流比的2倍。操作條件下平均相對揮發(fā)度為3.0，試求：（1）提餾段操作線方程 （2）離開第二層理論板（從塔頂往下數(shù)）的氣相組成y。 211. 試計算壓力為101.33KPa，溫度為時84，苯-甲苯物系平衡時，苯與甲苯在液相和氣相中的組成。( ) 920.x?0.818y?AA12. 苯-甲苯混合液初始組成為0.4（摩爾分率，下同），在常壓下加熱到指定溫度，測得平衡的液相組成x為0.257、汽相組成y為0.456，試求該條件下的液化率。(q=0.281) 2流量冷

20、通過部分冷凝將蒸汽量中的某兩組分混合氣體，其組成（摩爾分率）,13. 4.6y?0. 3凝為飽和液體，試求此時的氣、液相組成。氣液平衡關系為 (； 54946.x?0.y?050850.x? ) 7830.y?14. 5.在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液，原料液流量為75kmol/h，泡點進料。精餾段操作線方程和提餾段操作線方程分別為和 試求精餾段及018?0.263xy?1.25.y?0.723x?0?) 提餾段的上升蒸汽量。(h/.1423V?Vkmol?15. 6.在常壓連續(xù)精餾塔中，分離含甲醇為0.4（摩爾分率）的甲醇-水混合液。試求進料溫度40為時得q值。已知進料泡點溫度為75.3。

21、操作條件下甲醇的汽化潛熱為1055KJ/kg、比熱為2.68KJ/(kg.)；水的汽化潛熱為2320KJ/kg，比熱為4.19KJ/（kg.）。 16. 7將含易揮發(fā)組分為24%的原料加入一連續(xù)精餾塔中，要求餾出液組成為95%，釜液組成為3%（均為易揮發(fā)組分的摩爾分率）。已知進入冷凝器中蒸汽量為850kmol/h，塔頂回流液量為670kmol/h，試求塔頂、塔釜產品量及回流比。（D=180kmol/h ； W=608.6kmol/h ； R=3.72） 17. 用板式精餾塔在常壓下分離苯甲苯混合液，塔頂為全凝器，塔釜用間接蒸汽加熱，平均相對揮發(fā)度為2.47，進料為150kmol/h、組成為0.

22、4（摩爾分率）的飽和蒸汽，回流比為4，塔頂餾出液中苯的回收率為0.97，塔釜采出液中甲苯的回收率為0.95，求：（）塔頂餾出液及塔釜采出液的組成；（2）精餾段及提餾段操作線方程；（3）回流比與最小回流比的比值。（0.928、0.021；精餾線y=0.8x+0.1856、提餾線y=1.534x-0.0112；R/R ）=1.4min 18. 在由一層理論板和塔釜組成的精餾塔中，每小時向塔釜加入苯甲苯混合液100kmol，含苯量為50%（摩爾，下同），泡點進料，要求塔頂餾出液中含苯量為80%，塔頂采用全凝器，回流液為飽和液體，回流比為3，相對揮發(fā)度為2.5，求每小時獲得的塔頂餾出液量，塔釜排出液量

23、及濃度xw。（D=17.0kmol/h, W=83.0kmol/h, x=0.4385） W19. 用精餾分離某水溶液，水為難揮發(fā)組分，進料F=1kmol/s，xF=0.2（摩爾分率，下同），以飽和液體狀態(tài)加入塔中部，塔頂餾出量D=0.3kmol/s，xD=0.6，R=1.2Rmin，系統(tǒng)a=3，塔釜用飽和水蒸汽直接通入加熱。試求：（）蒸汽通入量;（）提餾段操作線（V=0.57kmol/s； y= 2.23x-0.0351） 20. 在連續(xù)精餾塔中分離二硫化碳和四氯化碳混合液。原料液流量為1000kg/h，組成為0.3（二硫化碳的質量分率，下同）。若要求釜液組成不大于0.05，餾出液中二硫化碳

24、回收率為88%。試求餾出液流量和組成。（3.58kmol/h; 0.97） 21. 在常壓連續(xù)精餾塔中，分離兩組分理想溶液。原料液組成為0.5（摩爾分率，下同），飽和蒸汽進料。餾出液組成為0.9，釜液組成為0.05。操作回流比為最小回流比的2倍。操作條件下平均相對揮發(fā)度為3。試求：（1）提餾段操作線方程；（2）離開第2層理論板（從塔頂往下計）的氣相 ( ；0.786) y0193.1.385x?0y?222. 在常壓連續(xù)精餾塔中，分離兩組分理想溶液。已知原料液組成為0.6（摩爾分率，下同），泡點進料，餾出液組成為0.95，釜液組成為0.04，回流比為2，物系的平均相對揮發(fā)度為3.5。塔頂為全凝

25、器。試用逐板計算法計算精餾段所需理論板數(shù)。( 2塊 ) 23. 在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液。已知原料液組成為0.35（摩爾分率，下同）餾出液組成為0.9，回流比為最小回流比的1.2倍，物系的平均相對揮發(fā)度為2.0，試求以下兩種進料狀況下的操作回流比（1）飽和液體進料；（2）飽和蒸汽進料。(2.7； 4.79) 24. 在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液。物系的平均相對揮發(fā)度為3.0。塔頂采用全凝器。實驗測得塔頂?shù)谝粚铀宓膯伟逍蔈ml為0.6，且已知精餾段操作線方程為y(0.825) y=0.833x+0.15，試求離開塔頂?shù)诙影宓纳仙羝M成225. 在連續(xù)精餾塔中分離苯甲苯混合液。

26、原料液組成為0.4（摩爾分率，下同），餾出液組成為0.95。氣-液混合進料，其中氣相占1/3（摩爾數(shù)比），回流比為最小回流比的2倍，物系的平均相對揮發(fā)度為2.5，塔頂采用全凝器，試求從塔頂往下數(shù)第二層理論板的上升y(0.899) 蒸汽組成2 26. 實驗測得常壓精餾塔在部分回流下，精餾段某相鄰兩板的上升氣相組成分別為。已知物系平均相對揮發(fā)度為5，回流比為3.5，餾出液組成為0.95842y?0.885,y?0.1n?n（摩爾分率），試求以氣相組成表示的第n層板的單板效率Emv。( 0.5 ) 27. 在一常壓連續(xù)精餾塔中分離由A、B組成的混合液。已知原料液組成為0.3，要求塔頂產品組成為0.9

27、，釜液組成為0.5（均為A組分的摩爾分率），操作回流比為2.5，試繪出下列進料情況的精餾段操作線和提餾段操作線。（1）q=2；（2）泡點進料；（3）氣液混合進料，汽化率為1/2。 28. 在一常壓連續(xù)精餾塔中，精餾段操作線方程式和q線方程式如下： 2075.?0y?0.75x 試求：（1）回流比；（2）餾出液組成；（3）q值 (R=3 ；830.xx?1.5x?0y?.5DFq=1/3) 29. 在一常壓連續(xù)精餾塔中，分離苯甲苯混合液。塔頂為全凝器，塔釜為間接蒸汽加熱，泡點進料。物系的相對揮發(fā)度2.47。試計算：（）全回流時，第一塊塔95.x?0DE?0.7時，求第二塊塔板上升蒸汽組成；（）進

28、料量為180kmol/h，板上的氣相單板效率mvxx；求和0.93要求塔頂苯的回收率為0.96，塔釜甲苯的回收率為時，原料組成為0.4時，wDR?1.4R，求R；（）寫出精餾段操作線方程式。(0.916 ； 0.9 ， 0.028（）若； 1.7 ；miny?0.638x?0.326 ) nn?130. 常壓連續(xù)精餾塔中，分離某雙組分理想溶液，原料液在泡點下進料，進料量為150Kmol/h，組成為0.4(摩爾分率，下同)，餾出液組成為0.9，釜殘液組成為0.1，操作回流比為3.5，全塔平均相對揮發(fā)度為2，塔頂采用全凝器，塔底采用間接蒸汽加熱，求：1.塔頂、塔底產品流量，Kmol/h；2.回流比

29、為最小回流比的倍數(shù)；3.精餾段上升蒸汽量和提餾段下降液體量，Kmol/h；4.塔頂?shù)诙K理論板上下降的液相組成。 31. 將180 kmol/h 含苯0.4 (摩爾分率，下同)的苯甲苯溶液，在連續(xù)精餾塔中進行分離，要求塔頂餾出液中含苯0.95，釜殘液中含苯不高于0.01，進料為飽和液體，回流比R=2，求塔頂、塔底兩產品流量及精餾段、提餾段操作線方程式。 32. 在常壓連續(xù)精餾塔中分離相對揮發(fā)度為2.3的苯甲苯混合液，進料量100kmol/h，且為飽和液體進料，其中含苯0.4（摩爾分率，下同）。塔頂采用全凝器，泡點回流，塔釜蒸汽間接加熱。要求 塔頂餾出液中含苯0.95，塔底釜殘液中含苯0.04，

30、回流比取最小回流比的1.4倍。計算（1）塔頂和塔底產品的流量。（2）推導精餾段、提餾段操作方程式。 33. 在常壓連續(xù)精餾塔中分離相對揮發(fā)度為2.3的苯甲苯混合液，進料量200kmol/h，且為飽和液體進料，其中含苯0.4（摩爾分率，下同）。塔頂采用全凝器，泡點回流，塔釜蒸汽間接加熱。要求 塔頂餾出液中含苯0.95，塔底釜殘液中含苯0.05，回流比取最小回流比的1.5倍。計算（1）塔頂和塔底 ）實際回流比、提餾段上升蒸汽流量及其下降液體流量、塔頂苯的回收率。2（產品的流量。 34. 在常壓連續(xù)精餾塔中分離相對揮發(fā)度為2.3的苯甲苯混合液，進料量200kmol/h，且為飽和液體進料，其中含苯0.

31、4（摩爾分率，下同）。塔頂采用全凝器，泡點回流，塔釜蒸汽間接加熱。要求 塔頂餾出液中含苯0.95，塔底釜殘液中含苯0.05，回流比取最小回流比的1.5倍。計算（1）塔頂和塔底產品的流量。（2）實際回流比、提餾段上升蒸汽流量及其下降液體流量、塔頂苯的回收率。 35. 連續(xù)、常壓精餾塔中分離某混合液，要求塔頂產品組成為0.94,塔底產品為0.04（摩爾分率），已知此塔進料q線方程為y=6x-1.5，采用回流比為最小回流比的1.2倍，混合液在本題條件下的相對揮發(fā)度為2， 求：1、精餾段操作線方程； 2、若塔底產品量W=150kmol/h，求進料量F和塔頂產品量D； 3、提餾段操作線方程。 36. 在

32、一連續(xù)、常壓精餾塔中分離某液態(tài)二組元混合液，其中含易揮發(fā)組分0.4（摩爾分率，下同），混合液流量為1000 kmol/h，塔頂采用全凝器，要求塔頂餾出液含易揮發(fā)組分0.9,易揮發(fā)組分的回收率為90%，泡點進料，回流比取最小回流比的1.5倍，已知相對揮發(fā)度為2.5。 試求： 塔頂餾出液流量D； 塔釜殘液流量W，組成x； w 回流比R及最小回流比R； min 寫出提餾段操作線方程。 37. 苯和甲苯的混合物，其中含苯0.4（摩爾分率，下同），流量為1000 kmol/h，在一連續(xù)、常壓精餾塔中進行分離。塔頂采用全凝器，要求塔頂餾出液含苯0.9,苯的回收率為90%，泡點進料，泡點回流，回流比取最小回

33、流比的1.5倍，已知相對揮發(fā)度為2.5; 求：1、塔頂餾出液流量D； 2、塔釜殘液流量W； 3、塔頂?shù)诙K理論板上升的蒸汽量V及組成 y； 2 4、塔釜上一塊理論板下降的液體量L及組成x；。 m38. 在一常壓連續(xù)精餾塔中分離某二元混合液，其中含易揮發(fā)組分0.4（摩爾分率，下同），汽液混合物進料，流量為100 kmol/h，進料中蒸汽的摩爾流率占總進料量的1/3。塔頂采用全凝器，要求塔頂易揮發(fā)組分的回收率為90%，回流比取最小回流比的1.5倍，塔底殘液中輕組分組成為0.064。已知相對揮發(fā)3。1.01kg/m79.1，平均密度度為2.5，提餾段內上升蒸汽的空塔氣速為2 m/s，蒸汽的平均分子量

34、為試求： 塔頂餾出液中輕組分的流量？ 從塔頂向下第2塊理論板上升的氣相組成？ 提餾段操作線方程？ 提餾段塔徑？ 39. 常壓連續(xù)精餾塔中，分離某雙組分理想溶液，原料液在泡點下進料，進料量為150Kmol/h，組成為0.4（摩爾分率、下同），餾出液組成為0.9，釜殘液組成為0.1，操作回流比為3.5，全塔平均相對揮發(fā)度為2，塔頂采用全凝器，塔頂采用間接蒸汽加熱，求： 1）塔頂、塔底產品流量，Kmol/h； 2）回流比為最小回流比的倍數(shù)； 3）精餾段上升蒸汽量和提餾段下降液體量，Kmol/h； 4）塔頂?shù)诙K理論板上下降的液相組成。 40. 在連續(xù)精餾塔中，將含苯0.5（摩爾分率）的笨、甲苯混合液

35、進行分離。已知為飽和蒸汽進料，進料量為100kmol/h，要求塔頂、塔底產品各為50kmol/h，精餾段操作線方程為y=0.833x+0.15。試求塔頂 與塔底產品的組成，以及提餾段操作線方程。 WL?y?xx（提示：提餾段操作線方程為 ） wW?WLL?kmol/h，組成為1000.3（易揮發(fā)組分摩爾流率），41. 在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液，原料液流量為其精餾段和提餾段操作線方程分別為 y?0.714x?0.257y?1.686x?0.0343 （2） （1） kmol/h）1）塔頂流出液流量和精餾段下降液體流量（； 試求：（q。）進料熱狀況參數(shù) （2 42. 在常壓連續(xù)精餾塔中分離

36、苯-甲苯混合液，原料液組成為0.4（苯摩爾分率，下同），餾出液組成為0.97，釜殘液組成為0.04，試分別求以下三種進料熱狀況下的最小回流比和全回流下的最小理論板數(shù)。 （1） 20下冷液體； （2） 飽和液體； （3） 飽和氣體。 假設操作條件下物系的平均相對揮發(fā)度為2.47。原料液的泡點溫度為94，原料液的平均比熱容為1.85kJ/（kg.），原料液的汽化熱為354kJ/kg。 43. 在常壓連續(xù)精餾塔中分離苯-甲苯混合液，原料液的流量為100，泡點下進料，進料組成為0.4苯摩爾分率，下同）?；亓鞅热樽钚』亓鞅鹊?.2倍。若要求餾出液組成為0.9，苯的回收率為90%，試分別求出泡點下回流時

37、的精餾段操作線方程和提餾段操作線方程。物系的平均相對揮發(fā)度為2.47。 44. 用一連續(xù)精餾塔分離苯甲苯的混合液，進料量為100kmol/h，原料液中含苯0.4，塔頂餾出液中含苯0.95，塔底餾出液中含苯0.1（以上均為摩爾分率），原料液為汽液混合進料，其中蒸汽占1/3（摩爾比）。苯甲苯的平均相對揮發(fā)度為2.5，回流比為最小回流比的2倍，塔頂采用全凝器，塔釜間接蒸汽加熱。試求： a) 每小時餾出液及釜殘液量； b) 原料液中汽相及液相組成； c) 回流比； d) 每小時塔釜產生的蒸汽量及塔頂回流的液體量； e) 離開塔頂?shù)诙永碚摪宓恼羝M成；離開塔釜上一塊理論板的液相組成。 kmol/h，在

38、一連續(xù)精餾塔中進（摩爾分率，下同），流量為100045. 苯和甲苯的混合物，其中含苯0.4行分離。塔頂采用全凝器，要求塔頂流出液含苯0.9，苯的回收率為0.9，泡點進料，回流比取最小回流比的1.5倍。已知相對揮發(fā)度為2.5。求： a) 塔頂流出液流量D b) 塔釜殘液流量W LV 及提餾段下降的液體量 c)精餾段上升的蒸汽量。，塔釜濃0.90.5。要求塔頂產品濃度不低于46. 某分離苯甲苯的精餾塔進料量為1000kmol/h，濃度為 2。度不大于0.1（皆為苯的摩爾分率），泡點液相進料，間接蒸汽加熱，回流比為 當滿足以上工藝要求時，塔頂塔底產品量各為多少？a) 560kmol/h嗎？采出最大極

39、限值是多少？b) 塔頂產品量能達到 時，若要滿足原來的產品濃度要求，可采取什么措施？做定性分析。 當塔頂產品量為535kmol/hc)，其濃度1000kmol/h0.6，泡點液相進料，進料量為 47.分離苯甲苯的精餾塔有10塊塔板，總效率為 （皆為苯的摩爾分率）。，要求塔頂產品濃度為0.85，塔釜濃度為0.1為0.175 該塔的操作回流比為多少？有幾種解法？試對幾種解法進行比較。1） ，可采取何種是否可行？若將塔頂產品濃度提高到0.88 2）用該塔將塔頂產品濃度提高到0.99 措施？對其中較好的一種方案進行定性和定量分析?；亓鞅戎荒苁亲钚∽钚』亓鞅葹槎嗌?？若塔頂冷凝水供應不足，時，0.85當塔

40、頂產品濃度為 ）3 倍，該塔還能操作嗎？回流比的0.9此時塔頂及塔釜的組成和流量分別為多少？，4） 若因回流管道堵塞或回流泵損壞，時回流比為0 。（設塔板效率不下降），塔頂餾出液中含0.448. 用一連續(xù)精餾塔分離苯甲苯的混合液，進料量為100kmol/h，原料液中含苯（摩1/30.95，塔底餾出液中含苯0.1（以上均為摩爾分率），原料液為汽液混合進料，其中蒸汽占苯倍，塔頂采用全凝器，塔釜間接2爾比）。苯甲苯的平均相對揮發(fā)度為2.5，回流比為最小回流比的 蒸汽加熱。試求： 每小時餾出液及釜殘液量；1） 2） 原料液中汽相及液相組成； 3） 回流比； 4） 每小時塔釜產生的蒸汽量及塔頂回流的液體

41、量； 5） 離開塔頂?shù)诙永碚摪宓恼羝M成； 6） 離開塔釜上一塊理論板的液相組成。 49. 精餾塔采用全凝器，用以分離苯和甲苯組成的理想溶液，進料狀態(tài)為汽液共存，兩相 ，y=0.7201。 組成如下：x=0.5077FF，問最小回流比為多少？塔底產品的純度如=0.99，塔底產品的組成為x=0.02 (1) 若塔頂產品組成xWD 何保證? 進料室的壓強和溫度如何確定。 (2) ? (3) 該進料兩組份的相對揮發(fā)度為多少 ，通過選擇合適的回流比來保證；=2.49) (R=1.271min進料狀態(tài)是汽液各占0.6(摩爾分數(shù))，50. 常壓連續(xù)操作的精餾塔來分離苯和甲苯混和液，已知進料中含苯已知苯甲

42、苯系統(tǒng)在常壓下的摩爾分數(shù))，一半(摩爾數(shù))，從塔頂全凝器取出餾出液的組成為含苯0.98( 相對揮發(fā)度為2.5。試求： ）進料的汽液相組成；(2)最小回流比。 （1 ；汽相液相0.490.71；R=1.227) (min 最小回流比與理論板數(shù)51.以，釜液中含苯0.02(用一連續(xù)精餾塔分離苯甲苯混合液，原料中含苯0.4，要求塔頂餾出液中含苯0.97；原料液溫度為25求下面兩種進料狀況下最小回流比R。及所需理論板數(shù)：(1)上均為摩爾分數(shù))，R=4。min 。3 ：4。已知苯甲苯系統(tǒng)在常壓下的相對揮發(fā)度為2.5(2)原料為汽液混合物，汽液比為) ，第N=116塊加料，N=10，第5塊加料；R =2.

43、06，=1.257 (RTminTmin 52. 物料恒算：塊理論塔板的精餾塔分離，進料中氨1kmol/s的飽和汽態(tài)的氨水混合物進人一個精餾段和提餾段各有1，塔底再沸器產生的汽相量為摩爾分數(shù))。塔頂回流為飽和液體，回流量為1.3kmol/s的組成為0.001( 。若操作范圍內氨水溶液的汽液平衡關系可表示為y=1.26x，求塔頂、塔底的產品組成。0.6kmol/s-4-3 =8.26710=1.40210， x (x) WD 53. 操作線方程，相鄰上0.70和 一連續(xù)精餾塔分離二元理想混合溶液，已知精餾段某層塔板的氣、液相組成分別為0.83。塔)A的摩爾分數(shù)，下同層塔板的液相組成為0.77，而

44、相鄰下層塔板的氣相組成為0.78(以上均為輕組分 3，試求：0.46。若已知塔頂與塔底產量比為2頂為泡點回流。進料為飽和液體，其組成為 (1)精餾段操作線方程； 提餾段操作線方程。 (2) 3y=4.5x-0.195) 3y=2x+0.95；提餾段 (精餾段 綜合計算：54.以上均為摩 (=0.1，=0.5x，q=0 x=0.95,x，某一連續(xù)精餾塔分離一種二元理想溶液，已知F=10kmol/sWFD，系統(tǒng)的相對揮發(fā)度=2)，塔頂為全凝器，泡點回流，塔釜間接蒸汽加熱，且知塔釜的汽化量為爾分率 倍。試求：1.5最小汽化量的 ; 塔頂易揮發(fā)組分的回收率 (1) ; 塔釜的汽化量 (2) 塔序由頂部

45、算起() 。 (3) 第二塊理論板的液體組成=0.843) =11.07kmol/s; x；V (=89.52 熱狀況參數(shù)與能耗55. ，采用精餾20摩爾分率，下同)，溫度為某苯與甲苯的混合物流量為100kmolh，苯的濃度為0.3( ，精餾塔在常壓下操作，相對揮發(fā)度為90操作對其進行分離，要求塔頂產品濃度為0.9，苯的回收率為N時，以下三種工況所需要的最低能耗(包括原料預熱需要的熱量)2.47，試比較當： ? (1) 20加料； (2) 預熱至泡點加料； (3) 預熱至飽和蒸汽加料。 已知在操作條件下料液的泡點為98，平均比熱容為161.5J/kmol.K，汽化潛熱為32600J/mol。

46、(977.1kW；1110.6kW； l694.7kW) 56. 用一連續(xù)操作精餾塔在常壓分離苯甲苯混合液，原料含苯0.5（摩爾分率，下同），塔頂餾處液含苯0.99，塔頂采用全凝器，回流比為最小回流比的1.5倍，原料液于泡點狀態(tài)進塔，加料板上的液相組成與進料組成相同.泡點為92.3，求理論進料板的上一層理論板的也相組成。苯的飽和蒸汽壓可以用安托尼公式計算。 0=A-B/（t+C），A=6.91210，B=1214.645Logp，C=221.205 57. 有苯和甲苯混合液，含苯0.4，流量1000kmol/h，在一常壓精餾塔內進行分離，要求塔頂餾出液中含苯0.9（以上均為摩爾分率），苯的回收

47、率不低于90%，泡點進料，取回流比為最小回流比的1.5倍。已知塔內平均相對揮發(fā)度為2.5。試求： （1）、塔頂產品流量D；（2）、塔底釜殘液流量W與組成；（3）、最小回流比；（4）、精餾段操作線方程；（5）、提餾段操作線方程（6）、若改用飽和蒸汽進料，仍用（4）中所用的回流比，所需理論板數(shù)為多少？ 58. 某雙組分混合液，重組分為水。設計時先按如下流程安排（圖中實線），塔釜采用飽和蒸汽直接加熱。塔頂全凝器，泡點回流。系統(tǒng)符合恒摩爾流假定，相對揮發(fā)度為2。且知：F=100kmol/h，q=0，x=0.4F（摩爾分率，下同），x=0.95，x=0.04，S=60kmol/h。試求：（1）、塔頂輕組

48、分的回收率；（2）、若保wD持S、F、x、q、x、x不變，設計時在塔上部有側線抽出（如虛線所示），抽出液量為，kmol/h，WFD組成x=0.6，則該塔的最小回流比為多少？ 59. 擬設計一常壓連續(xù)精餾塔以分離某易揮發(fā)組分為40%（摩爾百分率，下同），流量為100kmol/h的料液，要求餾出液組成為92%，回收率為90%，料液為泡點進料，回流比為最小回流比的1.5倍，全塔效率為0.7，料液的相對揮發(fā)度為3。試求：（1）、完成分離任務所需的實際塔板數(shù)及實際加料板位置；（2）、若F、x、N不變，欲提高此物系易揮發(fā)組分的回收率，試定性說明可采用的措施有那些？ PF22、用一連續(xù)精餾塔分離苯與甲苯混合

49、液，原料液中含苯0.40，塔頂餾出液中含苯0.95（以上均為摩爾分率），原料液為汽液混合進料，其中蒸汽占1/3（摩爾分率），苯甲苯的平均相對揮發(fā)度為2.5，回流比為最小回流比的2倍，試求： （1）、原料液中汽相與液相的組成；（2）、最小回流比；（3）、若塔頂采用全凝器，求從塔頂往下數(shù)第二塊理論板下降的液相組成。 60. 某一正在操作的連續(xù)精餾塔，有塔板15塊，塔頂為全凝器，用于分離苯-甲苯混合液，料忒中含苯35%，泡點進料，餾出液含苯97%，殘液含苯5%（以上皆為摩爾百分率）試求：（1）、最小回流比；（2）、如采用回流比R=4.3，求理論板數(shù)及全塔效率；（3）、如果單板效率等于全塔效率，求提餾

50、段最下一塊板上升蒸汽組成。 61. 某精餾塔用于分離苯-甲苯混合液，泡點進料，進料量為30kmol/h，進料中苯的摩爾分率為0.5，塔頂、塔低產品中苯的摩爾分率分別為0.95和0.10，采用回流比為最小回流比的1.5倍，操作條件下可取平均相對揮發(fā)度為2.4。（1）、塔頂、塔底的產品量；（2）、若塔頂設全凝器，各塔板可視為理論板，求離開第二板的蒸汽和液體組成。 ，飽和蒸汽進料。原料處理）%（摩爾50%有一二元理想溶液，在連續(xù)精餾塔中精餾。原料掖組成為 62. 量為每小時100kmol，塔頂、塔底產品量各為50kmol/h，已知精餾段操作線方程為y=0.833x+0.15，塔釜用間接蒸汽加熱，塔頂

51、采用全凝器，泡點回流。試求：（1）塔頂、塔底產品組成（用摩爾分率表示）（2）全凝器中每小時冷凝蒸汽量；（3）蒸餾釜中每小時產生的蒸汽量；（4）若全塔平均相對揮發(fā)度為3.0，塔頂?shù)谝粔K板的液相莫弗里效率為0.6，求離開塔頂?shù)诙K板的汽相組成。 用一連續(xù)精餾塔分離二元理想溶液，進料量為100kmol/h，進料組成為0.4（摩爾分率，下同）63. ，餾出液組成為0.9，殘液組成為0.1，相對揮發(fā)度為2.5，飽和蒸汽進料，塔頂冷凝器為全凝器，塔釜間接蒸汽加熱。試求：（1）餾出液及殘液量；（2）最小回流比；（3）操作回流比為3時，塔釜每小時產生的蒸汽量為多少？（4）塔釜上一塊理論板液相組成為多少？（5）

52、計算第（3）問時做了什么假定？ 用一連續(xù)精餾塔分離二元理想溶液，進料量為100kmol/h，進料組成為64. 0.5（摩爾分率，下同），餾出液組成為0.95，殘液組成為0.0.05，相對揮發(fā)度為2.5，泡點進料，塔頂冷凝器為全凝器，塔釜間接蒸汽加熱。操作回流比為1.61，求：（1）餾出液及殘液量；（2）提餾段上升蒸汽量；（3）提餾段操作線方程；（4）最小回流比。 用一連續(xù)精餾塔分離苯與甲苯混合液，原料液中含苯0.44 65.，塔頂餾出液中含苯0.96（以上均為摩爾分率），原料液為汽液混合進料，其中周期占1/2（摩爾分率），苯甲苯的平均相對揮發(fā)度為2.5，回流比為最小回流比的1.5倍，試求：（1

53、）、原料液中汽相與液相的組成；（2）離開塔頂?shù)诙K板的汽相組成； 用一連續(xù)精餾塔分離二元理想溶液，進料量為10kmol/h，進料組成為66. 0.4（摩爾分率，下同），餾出液組成為0.6，易揮發(fā)組成的回收率為90%，相對揮發(fā)度為2.0，飽和蒸汽進料，回流比為最小回流比的2倍。塔頂冷凝器為全凝器，塔釜間接蒸汽加熱。試求：（1）餾出液及殘液量；（2）最小回流比；（3）第一塊塔板下降的液體組成為多少？（4）精餾段上升的蒸汽量與提餾段下降的液體量各為多少？ 用一連續(xù)精餾塔分離苯與甲苯混合液，泡點進料，塔頂餾出量為75kmol/h（絕壓），查得此壓強下水 67.蒸氣的汽化潛熱為511kcal/kmol，

54、在塔釜溫度下釜液的汽化潛熱為10000kcal/kmol，精餾段操作線方程為y=0.72x+0.25。試求：（1）加熱蒸汽消耗量；（2）離開塔頂?shù)诙永碚摪宓恼羝M成。 第二章 吸收 一、選擇題 1. 吸收操作的依據是（ B ）。 .揮發(fā)度差異 .溶解度差異 .溫度差異 .密度差異 2. 在逆流吸收塔中，增加吸收劑用量，而混合氣體的處理量不變， 則該吸收塔中操作線方程的斜率會_A_。 A.增大 B.減小 C.不變 D.不能確定 3. 在吸收系數(shù)的準數(shù)關聯(lián)式中，反映物性影響的準數(shù)是（ B ） A.Sh B.Re C.Ca D.Sc 4. 已知SO水溶液在三種溫度t、t、t下的亨利系數(shù)分別為=0.

55、35kPa、E=1.1kPa、222113E=0.65kPa則（ A ） 3A.tt C.t t 21132321 5. 在吸收塔中，隨著溶劑溫度升高，氣體在溶劑中的溶解度將會_C_。 A.增加 B.不變 C.減小 D.不能確定 6. 下述說明中正確的是_D_。 A.用水吸收氨屬液膜控制 B.常壓下用水吸收二氧化碳屬難溶氣體的吸收，為氣膜阻力控制 C.用水吸收氧屬難溶氣體的吸收，為氣膜阻力控制 D.用水吸收二氧化硫為具有中等溶解度的氣體吸收，氣膜阻力和液膜阻力都不可忽略 7. 下述說法錯誤的是_B_。 A.溶解度系數(shù)很大，為易溶氣體 B.亨利系數(shù)值很大，為易溶氣體 C.亨利系數(shù)值很大，為難溶氣

56、體 D.相平衡系數(shù)m值很大，為難溶氣體 8. 擴散系數(shù)D是物質重要的物理性質之一， 下列各因數(shù)或物理量與擴散系數(shù)無關的是 ( D )。 A.擴散質和擴散介質的種類 B.體系的溫度 C.體系的壓力 D.擴散面積 9. 吸收塔的操作線是直線，主要基于如下原因（ D ）。 A 物理吸收 B 化學吸收 C 高濃度物理吸收 D 低濃度物理吸收 10. 吸收操作的作用是分離（ A ）。 A 氣體混合物 B 液體混合物 C 互不相溶的液體混合物 D 氣液混合物 11. 通常所討論的吸收操作中，當吸收劑用量趨于最小用量時，則下列那種情況正確（ D ）。 A. 回收率趨向最高 B. 吸收推動力趨向最大 C. 操

57、作最為經濟 D. 填料層高度趨向無窮大 12. 根據雙膜理論，吸收質從氣相主體轉移到液相主體整個過程的阻力可歸結為（ C ）。 A. 兩相界面存在的阻力 B. 氣液兩相主體中的擴散的阻力 C. 氣液兩相滯流層中分子擴散的阻力 D .氣相主體的渦流擴散阻力 13. 根據雙膜理論，當被吸收組分在液體中溶解度很小時，以液相濃度表示得傳質總系數(shù)KL ( B ) A.大于液相傳質分系數(shù)k B. 近似等于液相傳質分系數(shù)k L L C. 大于氣相傳質分系數(shù)k D. 近似等于氣相傳質分系數(shù)k GG14. 對某一汽液平衡物系，在總壓一定時，溫度升高，則亨利系數(shù)（ B ） .變小 .增大 .不變 .不確定 ）的差

58、異。 E ）混合物的化工單元操作，其分離依據是利用混合物中各組分（ A 吸收是分離（ A、氣體 B、液體 C、固體 D、揮發(fā)度 E、溶解度 F、溫度 15. 為使吸收過程易于進行，采取的措施是( B )。 A 加壓升溫 B 加壓降溫 C 減壓升溫 D 減壓降溫 16. 吸收速率方程式中各吸收系數(shù)之間的關系是（ A ）。 -1-1-1-1-1-1 k） +（） = （H k） +（H k） B （K A （K）= （kLGGLGG-1-1-1-1-1-1 k） +K）（ = ）（ +（m k）m k D （ C K）（ = （kLGGLGG17. 根據雙膜理論，在氣液接觸界面處（ D ）。 A

59、p = c iB p c i i i C p c D p = c /H ii i i 18. 物質在空氣中的分子擴散系數(shù)隨壓強的增大而（ C ），隨溫度的升高而（ A ）。 A 增大 B 不變 C 減小 D 無法判斷 19. 根據雙膜理論，在氣液接觸界面處（ D ）。 A、氣相組成小于液相組成 B、氣相組成大于液相組成 C、氣相組成等于液相組成 D、氣相組成與液相組成平衡 20. 為使操作向有利于吸收的方向進行，采取的措施是（ C ）。 A、加壓和升溫 B、減壓和升溫 C、加壓和降溫 D、減壓和降溫 21. 對難溶氣體的吸收過程，傳質阻力主要集中于（ B ）。 A、氣相一側 B、液相一側 C、

60、氣液相界面處 D、無法判斷 22. 在吸收過程中，（ C ）將使體系的相平衡常數(shù)m減小。 A、加壓和升溫 B、減壓和升溫 C、加壓和降溫 D、減壓和降溫 23. 對易溶氣體的吸收過程，傳質阻力主要集中于（ A ）。 A、氣相一側 B、液相一側 C、氣液相界面處 D、無法判斷 24. 實驗室用水吸收空氣中的二氧化碳，基本屬于（ B ）吸收控制，其氣膜阻力（ B ）液膜阻力。 （A） 汽膜 （B）液膜 （C）共同作用 （D）無法確定 （B） (A) 大于 (B) 小于 (C) 等于 (D)無法確定 25. 在雙組分理想氣體混合物中，組分A的擴散系數(shù)是（ C ）。 A.組分A的物質屬性 B.組分B的