化工原理試題庫答案(下冊總)

化工原理試題庫（下冊）第一章蒸餾選擇題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.3.0B.2.0C.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(chǎn)品濃度不小于0.9，以上組成均為摩爾分率，則塔頂產(chǎn)品最大產(chǎn)量為____B______。A.60.5kmol/hB.66.7Kmol/hC.90.4Kmol/hD.不能確定在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q線方程一定通過X—y直角坐標上的點___B_____。A.(Xw,Xw)B(XF,XF)C(XD,XD)D(0,XD/(R+1))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。Ａ.平衡線Ｂ.操作線與q線Ｃ.平衡線與操作線Ｄ.平衡線與q線精餾操作是用于分離（B）。Ａ.均相氣體混合物Ｂ.均相液體混合物Ｃ.互不相溶的混合物Ｄ.氣—液混合物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不完全設計精餾塔時，若Ｆ、xF、xD、xW均為定值，將進料熱狀況從q=1變?yōu)閝>1，但回流比取值相同，則所需理論塔板數(shù)將___B____，塔頂冷凝器熱負荷___C___，塔釜再沸器熱負荷___A___。A變大，B變小，C不變，D不一定連續(xù)精餾塔操作時，若減少塔釜加熱蒸汽量，而保持餾出量Ｄ和進料狀況（F,xF,q）不變時，則L/V___B___，L′/V′___A___，xD___B___，xW___A___。A變大，B變小，C不變，D不一定精餾塔操作時，若Ｆ、xF、q，加料板位置、Ｄ和Ｒ不變，而使操作壓力減小，則xD___A___，xw___B___。A變大，B變小，C不變，D不一定操作中的精餾塔，保持F，xF，q，D不變，若采用的回流比R<Rmin，則xD___B___，xw___A___。A變大，B變小，C不變，D不一定恒摩爾流假設是指A。A在精餾段每層塔板上升蒸汽的摩爾流量相等B在精餾段每層塔板上升蒸汽的質(zhì)量流量相等C在精餾段每層塔板上升蒸汽的體積流量相等D在精餾段每層塔板上升蒸汽和下降液體的摩爾流量相等精餾過程的理論板假設是指D。A進入該板的氣液兩相組成相等B進入該板的氣液兩相組成平衡C離開該板的氣液兩相組成相等D離開該板的氣液兩相組成平衡精餾過程若為飽和液體進料，則B。Aq=1，L=L‘Bq=1，V=V’Cq=1，L=VDq=1，L‘=V’全回流時的精餾過程操作方程式為C。Ayn=xnByn-1=xnCyn+1=xnDyn+1=xn+1精餾是分離（B）混合物的化工單元操作，其分離依據(jù)是利用混合物中各組分（D）的差異。A、氣體B、液體C、固體D、揮發(fā)度E、溶解度F、溫度精餾過程的恒摩爾流假設是指在精餾段每層塔板（A）相等。A、上升蒸汽的摩爾流量B、上升蒸汽的質(zhì)量流量C、上升蒸汽的體積流量D、上升蒸汽和下降液體的流量精餾過程中，當進料為飽和液體時，以下關系（B）成立。A、q=0，L=L‘B、q=1，V=V’C、q=0，L=VD、q=1，L=L‘精餾過程中，當進料為飽和蒸汽時，以下關系（A）成立。A、q=0，L=L‘B、q=1，V=V’C、q=0，L=VD、q=1，L=L‘精餾過程的理論板假設是指（D）。A、進入該板的氣液兩相組成相等B、進入該板的氣液兩相組成平衡C、離開該板的氣液兩相組成相等D、離開該板的氣液兩相組成平衡某二元混合物，若液相組成為0.45，相應的泡點溫度為；氣相組成為0.45，相應的露點溫度為，則（A）。D.不能判斷兩組分物系的相對揮發(fā)度越小，則表示該物系用蒸餾分離越（B）。A.容易B.困難C.完全D.不完全精餾塔的操作線是直線，其原因是（D）。A.理論板假定B.理想物系C.塔頂泡點回流D.恒摩爾流假定分離某兩元混合物，進料量為10kmol/h，組成為0.6，若要求餾出液組成不小于0.9，則最大的餾精餾設計中，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。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=。簡單蒸餾與精餾的主要區(qū)別是_____________________________________________________________精餾的原理是_______________________________________________。精餾過程的恒摩爾流假設是指____________________________________________________。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_______________。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___________。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。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___________。某填料精餾塔的填料層高度為８米，完成分離任務需要１６塊理論板（包括塔釜），則等板高度（HETP）＝___________?？倝簽?atm，95℃溫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＝___________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。精餾操作的依據(jù)是。實現(xiàn)精餾操作的必要條件是和。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。用相對揮發(fā)度α表達的氣液平衡方程可寫為。根據(jù)α的大小，可用來，若α=1，則表示。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過程。某兩組分體系，相對揮發(fā)度α=3，在全回流條件下進行精餾操作，對第n、n+1兩層理論板（從塔頂往下計），若已知則。全回流操作通常適用于或。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。精餾塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度，其原因是和。在總壓為101.33kPa，溫度為85℃下，苯和甲苯的飽和蒸氣壓分別為則相對揮發(fā)度α=，平衡時液相組成，氣相組成為。某精餾塔的精餾段操作線方程為，則該塔的操作回流比為，餾出液組成為。最小回流比的定義是，適宜回流比通常取為Rmin。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。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（從塔頂往下計）的液相組成為流出液組成xD為0.96（以上均為摩爾分率），則第3層塔板的氣相莫弗里效率為EMV3=。在精餾塔設計這，若保持、不變，若增加回流比，則，，。在精餾塔設計中，若、及一定，進料由原來的飽和蒸氣改為飽和液體，則所需理論板數(shù)。精餾段上升蒸氣量、下降液體量；提餾段上升蒸氣量，下降液體量。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/，，。操作中的精餾塔保持、不變，若釜液量增加，則，，。在連續(xù)精餾塔中，若、、、相同，塔釜由直接蒸汽加熱改為間接蒸汽加熱，則所需理論板數(shù)，。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、計算題某二元混合液含易揮發(fā)組分0.35，泡點進料，經(jīng)連續(xù)精餾塔分離后塔頂產(chǎn)品濃度為0.96，塔底產(chǎn)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(chǎn)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。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：⑴餾出液和殘液量？⑵R＝2R小時的操作回流比？⑶該操作條件下，精餾段和提餾段操作線方程式？在常壓精餾塔內(nèi)分離某理想二元混合物。已知進料量為100kmol/h，進料組成為xF=0.5,塔頂組成為xD=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，操作回流比為最小回流比的1.8倍；在本題范圍內(nèi)氣液平衡方程為：y=0.6x+0.43，氣相默弗里效率Emv=0.5。若要求輕組分收率為98%，試計算：（1）塔釜餾出液組成；（2）精餾段操作線方程；（3）經(jīng)過第一塊實際板氣相濃度的變化。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α值？用一提餾塔分離某水溶液（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(chǎn)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(nèi)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。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(nèi)，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(chǎn)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，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(chǎn)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)）。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(chǎn)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(chǎn)量各為多少？汽化量為多少？已知α=2.46。在常壓連續(xù)精餾塔中，分離苯—甲苯混合液。原料液流量為1000kmol/h，組成為含苯0.4（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）飽和氣體進料。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2.0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y2.在常壓連續(xù)精餾塔中，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y2。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。()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)4.某兩組分混合氣體，其組成（摩爾分率）,通過部分冷凝將蒸汽量中的流量冷凝為飽和液體，試求此時的氣、液相組成。氣液平衡關系為(；)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提餾段的上升蒸汽量。()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℃。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.℃）。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(chǎn)品量及回流比。（D=180kmol/h；W=608.6kmol/h；R=3.72）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0.4（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：（１）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/Rmin=1.4）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Ｄ，塔釜排出液量Ｗ及濃度xw。（D=17.0kmol/h,W=83.0kmol/h,xW=0.4385）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：（１）蒸汽通入量;（２）提餾段操作線（V=0.57kmol/s；y=2.23x-0.0351）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(zhì)量分率，下同）。若要求釜液組成不大于0.05，餾出液中二硫化碳回收率為88%。試求餾出液流量和組成。（3.58kmol/h;0.97）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)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。塔頂為全凝器。試用逐板計算法計算精餾段所需理論板數(shù)。(2塊)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)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=0.833x+0.15，試求離開塔頂?shù)诙影宓纳仙羝M成(0.825)在連續(xù)精餾塔中分離苯—甲苯混合液。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蒸汽組成(0.899)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0.95（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)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(chǎn)品組成為0.9，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。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：試求：（1）回流比；（2）餾出液組成；（3）q值(R=3；；q=1/3)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α＝2.47。試計算：（１）全回流時，，第一塊塔板上的氣相單板效率時，求第二塊塔板上升蒸汽組成；（２）進料量為180kmol/h，原料組成為0.4時，要求塔頂苯的回收率為0.96，塔釜甲苯的回收率為0.93時，求和；（３）若，求R；（４）寫出精餾段操作線方程式。(0.916；0.9，0.028；1.7；)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(chǎn)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。將180kmol/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(chǎn)品流量及精餾段、提餾段操作線方程式。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，回流比取最小回流比的1.4倍。計算（1）塔頂和塔底產(chǎn)品的流量。（2）推導精餾段、提餾段操作方程式。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）塔頂和塔底產(chǎn)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。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）塔頂和塔底產(chǎn)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。連續(xù)、常壓精餾塔中分離某混合液，要求塔頂產(chǎn)品組成為0.94,塔底產(chǎn)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(chǎn)品量W=150kmol/h，求進料量F和塔頂產(chǎn)品量D；3、提餾段操作線方程。在一連續(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1000kmol/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α為2.5。試求：①塔頂餾出液流量D；②塔釜殘液流量W，組成xw；③回流比R及最小回流比Rmin；④寫出提餾段操作線方程。苯和甲苯的混合物，其中含苯0.4（摩爾分率，下同），流量為1000kmol/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，回流比取最小回流比的1.5倍，已知相對揮發(fā)度α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y2；4、塔釜上一塊理論板下降的液體量L’及組成xm；。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100kmol/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)度α為2.5，提餾段內(nèi)上升蒸汽的空塔氣速為2m/s，蒸汽的平均分子量為79.1，平均密度1.01kg/m3。試求：⒈塔頂餾出液中輕組分的流量？⒉從塔頂向下第2塊理論板上升的氣相組成？⒊提餾段操作線方程？⒋提餾段塔徑？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(chǎn)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。在連續(xù)精餾塔中，將含苯0.5（摩爾分率）的笨、甲苯混合液進行分離。已知為飽和蒸汽進料，進料量為100kmol/h，要求塔頂、塔底產(chǎn)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(chǎn)品的組成，以及提餾段操作線方程。（提示：提餾段操作線方程為）在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液，原料液流量為100，組成為0.3（易揮發(fā)組分摩爾流率），其精餾段和提餾段操作線方程分別為（1）（2）試求：（1）塔頂流出液流量和精餾段下降液體流量（）；（2）進料熱狀況參數(shù)。在常壓連續(xù)精餾塔中分離苯-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)。20℃飽和液體；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.℃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。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：每小時餾出液及釜殘液量；原料液中汽相及液相組成；回流比；每小時塔釜產(chǎn)生的蒸汽量及塔頂回流的液體量；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。苯和甲苯的混合物，其中含苯0.4（摩爾分率，下同），流量為1000，在一連續(xù)精餾塔中進行分離。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α為2.5。求：塔頂流出液流量D塔釜殘液流量W精餾段上升的蒸汽量及提餾段下降的液體量。某分離苯﹑甲苯的精餾塔進料量為1000kmol/h，濃度為0.5。要求塔頂產(chǎn)品濃度不低于0.9，塔釜濃度不大于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2。當滿足以上工藝要求時，塔頂﹑塔底產(chǎn)品量各為多少？塔頂產(chǎn)品量能達到560kmol/h嗎？采出最大極限值是多少？當塔頂產(chǎn)品量為535kmol/h時，若要滿足原來的產(chǎn)品濃度要求，可采取什么措施？做定性分析。分離苯﹑甲苯的精餾塔有10塊塔板，總效率為0.6，泡點液相進料，進料量為1000kmol/h，其濃度為0.175，要求塔頂產(chǎn)品濃度為0.85，塔釜濃度為0.1（皆為苯的摩爾分率）。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。用該塔將塔頂產(chǎn)品濃度提高到0.99是否可行？若將塔頂產(chǎn)品濃度提高到0.88，可采取何種措施？對其中較好的一種方案進行定性和定量分析。當塔頂產(chǎn)品濃度為0.85時，最小回流比為多少？若塔頂冷凝水供應不足，回流比只能是最小回流比的0.9倍，該塔還能操作嗎？若因回流管道堵塞或回流泵損壞，時回流比為0，此時塔頂及塔釜的組成和流量分別為多少？（設塔板效率不下降）。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：每小時餾出液及釜殘液量；原料液中汽相及液相組成；回流比；每小時塔釜產(chǎn)生的蒸汽量及塔頂回流的液體量；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。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，兩相組成如下：xF=0.5077，yF=0.7201。(1)若塔頂產(chǎn)品組成xD=0.99，塔底產(chǎn)品的組成為xW=0.02，問最小回流比為多少？塔底產(chǎn)品的純度如何保證?(2)進料室的壓強和溫度如何確定。(3)該進料兩組份的相對揮發(fā)度為多少?(Rmin=1.271，通過選擇合適的回流比來保證；=2.49)．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0.6(摩爾分數(shù))，進料狀態(tài)是汽液各占一半(摩爾數(shù))，從塔頂全凝器取出餾出液的組成為含苯0.98(摩爾分數(shù))，已知苯—甲苯系統(tǒng)在常壓下的相對揮發(fā)度為2.5。試求：（1）進料的汽液相組成；(2)最小回流比。(液相0.49；汽相0.71；Rmin=1.227)最小回流比與理論板數(shù)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，釜液中含苯0.02(以上均為摩爾分數(shù))，R=4。求下面兩種進料狀況下最小回流比Rmin。及所需理論板數(shù)：(1)原料液溫度為25℃；(2)原料為汽液混合物，汽液比為3：4。已知苯—(Rmin=1.257，NT=10，第5塊加料；Rmin=2.06，NT=11，第6塊加料)物料恒算：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塊理論塔板的精餾塔分離，進料中氨的組成為0.001(摩爾分數(shù))。塔頂回流為飽和液體，回流量為1.3kmol/s，塔底再沸器產(chǎn)生的汽相量為0.6kmol/s。若操作范圍內(nèi)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(chǎn)品組成。(xD=1.40210-3，xW=8.26710-4)操作線方程一連續(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和0.70，相鄰上層塔板的液相組成為0.77，而相鄰下層塔板的氣相組成為0.78(以上均為輕組分A的摩爾分數(shù)，下同)。塔頂為泡點回流。進料為飽和液體，其組成為0.46。若已知塔頂與塔底產(chǎn)量比為2／3，試求：(1)精餾段操作線方程；(2)提餾段操作線方程。(精餾段3y=2x+0.95；提餾段3y=4.5x-0.195)綜合計算：某一連續(xù)精餾塔分離一種二元理想溶液，已知F=10kmol/s，xF=0.5，q=0，xD=0.95,xW=0.1，(以上均為摩爾分率)，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最小汽化量的1.5倍。試求：(1)塔頂易揮發(fā)組分的回收率;(2)塔釜的汽化量;(3)第二塊理論板的液體組成(塔序由頂部算起)。(=89.5％；V’=11.07kmol/s;x2=0.843)熱狀況參數(shù)與能耗某苯與甲苯的混合物流量為100kmol／h，苯的濃度為0.3(摩爾分率，下同)，溫度為20℃，采用精餾操作對其進行分離，要求塔頂產(chǎn)品濃度為0.9，苯的回收率為90％，精餾塔在常壓下操作，相對揮發(fā)度為2.47，試比較當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)：(1)20℃(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℃(977.1kW；1110.6kW；l694.7kW)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。Logp0=A-B/（t+C），A=6.91210，B=1214.645，C=221.205有苯和甲苯混合液，含苯0.4，流量1000kmol/h，在一常壓精餾塔內(nèi)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(nèi)平均相對揮發(fā)度為2.5。試求：（1）、塔頂產(chǎn)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？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，xF=0.4（摩爾分率，下同），xD=0.95，xw=0.04，S=60kmol/h。試求：（1）、塔頂輕組分的回收率；（2）、若保持S、F、xF、q、xD、xW不變，設計時在塔上部有側線抽出（如虛線所示），抽出液量為θ，kmol/h，組成xθ=0.6，則該塔的最小回流比為多少？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、xF、NP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？22、用一連續(xù)精餾塔分離苯與甲苯混合液，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。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，求提餾段最下一塊板上升蒸汽組成。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(chǎn)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(chǎn)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。有一二元理想溶液，在連續(xù)精餾塔中精餾。原料掖組成為50%（摩爾%），飽和蒸汽進料。原料處理量為每小時100kmol，塔頂、塔底產(chǎn)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，塔頂采用全凝器，泡點回流。試求：（1）塔頂、塔底產(chǎn)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(chǎn)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），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(chǎn)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）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，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）、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），查得此壓強下水蒸氣的汽化潛熱為511kcal/kmol，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、選擇題吸收操作的依據(jù)是（B）。Ａ.揮發(fā)度差異Ｂ.溶解度差異Ｃ.溫度差異Ｄ.密度差異在逆流吸收塔中，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.ShB.ReC.CaD.Sc已知SO2水溶液在三種溫度t1、t2、t3下的亨利系數(shù)分別為Ｅ1=0.35kPa、E2=1.1kPa、E3=0.65kPa則（A）A.t1<t2B.t3>t2C.t3<t1D.t1>t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下述說法錯誤的是____B____。A.溶解度系數(shù)Ｈ很大，為易溶氣體B.亨利系數(shù)Ｅ值很大，為易溶氣體C.亨利系數(shù)Ｅ值很大，為難溶氣體D.相平衡系數(shù)m值很大，為難溶氣體擴散系數(shù)D是物質(zhì)重要的物理性質(zhì)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(zhì)和擴散介質(zhì)的種類B.體系的溫度C.體系的壓力D.擴散面積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.操作最為經(jīng)濟D.填料層高度趨向無窮大根據(jù)雙膜理論，吸收質(zhì)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根據(jù)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(zhì)總系數(shù)KL(B)A.大于液相傳質(zhì)分系數(shù)kLB.近似等于液相傳質(zhì)分系數(shù)kLC.大于氣相傳質(zhì)分系數(shù)kGD.近似等于氣相傳質(zhì)分系數(shù)kG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）Ａ.變小Ｂ.增大Ｃ.不變Ｄ.不確定吸收是分離（A）混合物的化工單元操作，其分離依據(jù)是利用混合物中各組分（E）的差異。A、氣體B、液體C、固體D、揮發(fā)度E、溶解度F、溫度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減壓降溫吸收速率方程式中各吸收系數(shù)之間的關系是（A）。A（KG）-1=（kG）-1+（HkL）-1B（KG）-1=（HkG）-1+（kL）-1C（KG）-1=（kG）-1+（mkL）-1D（KG）-1=（mkG）-1+（kL）-1根據(jù)雙膜理論，在氣液接觸界面處（D）。Api=ciBpi＞ciCpi＜ciDpi=ci/H物質(zhì)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無法判斷根據(jù)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、減壓和降溫對難溶氣體的吸收過程，傳質(zhì)阻力主要集中于（B）。A、氣相一側B、液相一側C、氣液相界面處D、無法判斷在吸收過程中，（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、減壓和降溫對易溶氣體的吸收過程，傳質(zhì)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。汽膜（B）液膜（C）共同作用（D）無法確定②(A)大于(B)小于(C)等于(D)無法確定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(zhì)屬性B.組分B的物質(zhì)屬性C.系統(tǒng)的物質(zhì)屬性D.僅取決于系統(tǒng)的狀態(tài)含低濃度溶質(zhì)的氣液平衡系統(tǒng)中，溶質(zhì)在氣相中的摩爾組成與其在液相中的摩爾組成的差值為（D）。A.負值B.正值C.零D.不確定某吸收過程，已知氣膜吸收系數(shù)kY為2kmol/（m2.h），液膜吸收系數(shù)kX為4kmol/（m2.h），由此判斷該過程為（D）。A.氣膜控制B.液膜控制.C.不能確定D.雙膜控制含低濃度溶質(zhì)的氣體在逆流吸收塔中進行吸收操作，若進塔氣體的流量增大，其他操作條件不變，則對于氣膜控制系統(tǒng)，其出塔氣相組成將（A）。A.增加B.減小C.不變D.不確定含低濃度溶質(zhì)的氣體在逆流吸收塔中進行吸收操作，若進塔液體的流量增大，其他操作條件不變，則對于氣膜控制系統(tǒng)，起出塔氣相組成將（B）。A.增加B.減小C.不變D.不確定在吸收操作中，吸收塔某一截面上的總推動力（以氣相組成表示）為（A）。A，Y-Y*B.Y*-YC.Y-YiD.Yi-Y在逆流吸收塔中，吸收過程為氣膜控制，若將進塔液相組成X2增大，其它操作條件不變，則氣相總傳質(zhì)單元數(shù)NOG將（C），氣相出口濃度將（A）。A.增加B.減小C.不變D.不確定在逆流吸收塔中當吸收因數(shù)A〈1，且填料層高度為無限高時，則氣液平衡出現(xiàn)在（C）。A.塔頂B塔上部C.塔底D.塔下部在逆流吸收塔中，用純?nèi)軇┪栈旌蠚庵械娜苜|(zhì)，平衡關系符合亨利定律。當將進塔氣體組成Y1增大，其他操作條件不變，則出塔氣相組成Y2將（A），吸收率φ（）。A.增加B.減小C.不變D.不確定二、填空題在吸收單元操作中，計算傳質(zhì)單元數(shù)的方法很多，其中，采用對數(shù)平均推動力法計算總傳質(zhì)單元數(shù)法的前提條件是。吸收操作是吸收質(zhì)從_______轉移到_______的傳質(zhì)過程。在吸收操作中壓力____________，溫度________將有利于吸收過程的進行。吸收是指____________________________________的化工單元操作。當氣體處理量及初、終濃度已被確定，若減少吸收劑用量，操作線的斜率將____，其結果是使出塔吸收液的濃度_______，而吸收推動力相應_________。用亨利系數(shù)E表達的亨利定律表達式為javascript:if(confirm('1/ncourse/chem/習題/第五章習題答案.htm\\n\\nThisfilewasnotretrievedbyTeleportPro,becauseitwasunavailable,oritsretrievalwasaborted,ortheprojectwasstoppedtoosoon.\\n\\nDoyouwanttoop________,相平衡常數(shù)m=HYPERLINK"javascript:if(confirm('1/ncourse/chem/習題/第五章習題答案.htm\\n\\nThisfilewasnotretrievedbyTeleportPro,becauseitwasunavailable,oritsretrievalwasaborted,ortheprojectwasstoppedtoosoon.\\n\\nDoyouwanttoop______.對于難溶氣體，吸收時屬于控制的吸收，強化吸收的手段是。吸收操作中，溫度不變，壓力增大，可使相平衡常數(shù)，傳質(zhì)推動力。某氣體用水吸收時，在一定濃度范圍內(nèi)，其氣液平衡線和操作線均為直線，其平衡線的斜率可用常數(shù)表示，而操作線的斜率可用表示。吸收是指的過程，解吸是指的過程。溶解度很大的氣體，吸收時屬于控制，強化吸收的手段是。在氣體流量，氣相進出口組成和液相進口組成不變時，若減少吸收劑用量，則傳質(zhì)推動力將，操作線將平衡線。吸收因數(shù)A可以表示為______，它在Y—X圖上的幾何意義是_________________________。在一逆流吸收塔中，若吸收劑入塔濃度下降，其它操作條件不變，此時該塔的吸收率，塔頂氣體出口濃度。在低濃度難溶氣體的逆流吸收塔中，若其他條件不變而入塔液體量增加，則此塔的液相傳質(zhì)單元數(shù)Ｎ(l)將_______，而氣相總傳質(zhì)單元數(shù)ＮOG將_______，氣體出口濃度ｙ(a)將_______。對接近常壓的低濃度溶質(zhì)的氣液平衡系統(tǒng)，當總壓增加時，亨利系數(shù)，相平衡常數(shù)m，溶解度系數(shù)H（增加、減少、不變）。在一逆流吸收塔中，吸收劑溫度降低，其它條件不變，此時塔頂氣體出口濃度出塔溶液組成。對易溶氣體的吸收過程，阻力主要集中于。若傳質(zhì)總系數(shù)與分系數(shù)之間的關系表示為,則其中的表示____________，當____________項可以忽略時表示該吸收過程為氣膜控制。若傳質(zhì)總系數(shù)與分系數(shù)之間的關系表示為,則其中的表示____________，當____________項可以忽略時表示該吸收過程為液膜控制。傳質(zhì)單元數(shù)NOG反映_________________________________,分離任務所要求的液體濃度變化越_______________,過程的平均推動力越______________,所需的傳質(zhì)單元數(shù)NOG越大。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。在低濃度溶質(zhì)的氣液平衡系統(tǒng)，當總壓操作降低時，亨利系數(shù)E將，相平衡常數(shù)將，溶解度系數(shù)H將。亨利定律表達式，若某氣體在水中的亨利系數(shù)E值很小，說明該氣體為氣體。亨利定律表達式，若某氣體在水中的亨利系數(shù)H值很大，說明該氣體為氣體。在吸收過程中，KY和ky是以和為推動力的吸收系數(shù)，它們的單位是。若總吸收系數(shù)和分吸收系數(shù)間的關系可表示為，其中表示，當項可忽略是，表示該過程為氣膜控制。在1atm、20℃下某低濃度氣體被清水吸收，若氣膜吸收系數(shù)，液膜吸收系數(shù)為，溶質(zhì)的溶解度系數(shù)，則該溶質(zhì)為氣體，氣相總吸收系數(shù)。一般而言，兩組分A、B的等摩爾相互擴散體現(xiàn)在單元操作中，而組分A在B中單向擴散體現(xiàn)在單元操作中。在吸收過程中，若降低吸收劑用量，對氣膜控制體系，體積吸收總系數(shù)值將，對液膜控制物系，體積收總系數(shù)值將。雙膜理論是將整個相際傳質(zhì)過程簡化為。吸收塔的操作線方程和操作線是通過得到的，它們與、和等無關。在吸收過程中，若減小吸收劑的用量，操作線的斜率，吸收推動力。在吸收過程中，物系平衡關系可用表示，最小液氣比的計算關系式=。某吸收過程，用純?nèi)軇┪栈旌蠚怏w中的溶質(zhì)組分A，混合氣進塔組成為0.1，出塔組成為0.02（均為摩爾比），已知吸收因數(shù)A為1，若該吸收過程所需理論板數(shù)為4層，則需傳質(zhì)單元數(shù)為。三、計算題在填料塔內(nèi)用清水逆流吸收空氣和氨混合氣中的氨，惰性氣體的處理量為50kmol/h，進塔氣體濃度Y1=0.04(比摩爾分率)，要求氨的回收率為90%，吸收劑用量是最小用量的1.5倍。操作條件下平衡關系為Y*=0.8X，氣相傳質(zhì)單元高度H0G為0.8m，氣相傳質(zhì)單元數(shù)NoG為4.6，試求：(1)吸收劑用量為多少kmol/h?；(2)出塔液體濃度X1為多少？；(3)填料層高度為多少m?吸收塔中用清水吸收混合氣體中的SO2，氣體與水逆流接觸，氣體(標準狀態(tài))流量為5000m3/h，其中SO2(體積分數(shù))為10％，要求SO2的吸收率為95％，塔的操作條件為293K及101.3KPa，在此條件下，SO2在二相間的平衡關系可近似的表示為Y*=26.7X，試問：取用水量為最小用水量的1.5倍時，用水量應為多少？某吸收塔填料層高4m，用水吸收尾氣中的有害成分A。在此情況下，測得的濃度如圖所示。已知平衡關系為Y=1.5X。求(1)氣相總傳質(zhì)單元高度；(2)操作液氣比為最小液氣比的多少倍？(3)由于法定排放濃度規(guī)定ｙ(2)必須小于0.002，所以擬將填料層加高。若液氣比不變，問填料層應加高多少？(4)畫出填料加高前后吸收操作線的示意圖。某廠現(xiàn)有一直徑為1.2m、填料層高度為5.4m的吸收塔，用來吸收某氣體混合物中的溶質(zhì)組分。已知操作壓力為300kpa、溫度為30℃；入塔混合氣體中溶質(zhì)的含量為5%（體積%），要求吸收率不低于95%；吸收劑為純?nèi)軇?，出塔溶液的濃度?.0152（摩爾比）；操作條件下的平衡關系為：Y-2.16X（X、Y均為摩爾比），總體積吸收系數(shù)Kya為65.5kmol/m^3*h。試計算：（1）吸收劑用量是最小用量的多少倍；（2）該吸收塔的年處理量（m^3混合氣/年）。注:每年按7200工作時間計某混合氣含溶質(zhì)A3%（摩爾分率），在常壓下用清水逆流吸收，回收率為99%，已知在操作條件下平衡關系為 Y=2.0X，混合氣體流率為G=0.03kmol/m2s，氣相體積傳質(zhì)系數(shù)為KYa=0.04kmol/m3s。如果取液氣比為最小液氣比的1.5倍試求：（1）氣相總傳質(zhì)單元數(shù)（2）填料層高度.汽液逆流通過一填料吸收塔，入口氣體中溶質(zhì)氨的濃度為10g/Nm3，溶質(zhì)的回收率為98％，用清水作吸收劑，吸收劑的用量為380kmol/h，是最小吸收劑用量的1.4倍，操作壓力為101.kPa，相平衡關系為Y=1.3X，求該塔混和氣體的處理量及總傳質(zhì)單元數(shù)。在常壓逆流填料吸收塔中，用清水吸收焦爐氣中氨，焦爐氣處理量為500標準m3/h，進塔氣體組成y1為0.0132（摩爾分率）。氨的回收率為0.99。水的用量為最小用量的1.5倍。焦爐氣入塔溫度為30℃，空塔氣速為1.1m/s。操作條件下平衡關系為Y*=1.2X（X,Y為摩爾比）。氣相體積總吸收系數(shù)KYa為200kmol/m3.h，試求：（１）氣相總傳質(zhì)單元數(shù)NOG；（２）填料層高度Z在常壓操作的填料吸收塔中，用清水吸收焦爐氣中的氨。焦爐氣處理量為6000m3(標準)/h，進塔氣體中氨的含量為3%（摩爾分率），氨的吸收率為98%，水的用量為最小用量的1.6倍，操作條件下的平衡關系為 Y*=1.2X，氣相總傳質(zhì)單元高度為0.65m吸收塔處理1500m3混合氣，其中含溶質(zhì)組分A1.5kmol,操作溫度25℃已知在101.33kPa及20℃時，測得氨在水中的平衡數(shù)據(jù)為：溶液上方氨平衡分壓為0.8kPa，氣體在液體中溶解度為1g(NH3)/100g(H2常壓、25℃下某已知體系的平衡關系符合亨利定律，亨利系數(shù)E為大氣壓，溶質(zhì)A的分壓為0.54大氣壓的混合氣體分別與三種溶液接觸：①溶質(zhì)A濃度為的水溶液；②溶質(zhì)A濃度為的水溶液；③溶質(zhì)A濃度為的水溶液。試判斷上述三種情況下溶質(zhì)A在二相間的轉移方向。在常壓逆流吸收塔中，以清水吸收空氣～氨氣混合氣中的氨氣。已知進塔氣體中含NH35%，出塔氣體中含NH30.5%（以上均為體積%），出塔液體中NH3組成為0.01（摩爾分率），氣液平衡關系為Y=2.5X（式中X,Y為摩爾比），試求塔頂和塔底處以ΔY表示的氣相推動力(ΔY1=0.0273ΔY2=0.00526)。在常壓逆流操作的吸收塔中，用清水吸收混合氣體中溶質(zhì)A。已知操作溫度為30℃，混合氣體處理量為1000m3/h，進塔氣體中組分A的體積分率為0.05，吸收率為90%，清水用量為120kmol/h，試求塔底吸收液的組成。(X1在逆流吸收塔中，進塔氣相組成Y1=0.01（摩爾比），吸收率為99%，操作條件下相平衡關系為Y=1.0X（式中X，Y為摩爾比），試求下列情況下的氣相總傳質(zhì)單元數(shù)NOG；（1）進塔液相為純?nèi)軇?1.25；（2）進塔液相為純?nèi)軇?1.0。((1)NOG=15(2)NOG=99)在逆流操作的填料塔中，用清水吸收空氣中得氨，要求氨的回收率為0.99，已知吸收塔中填料層高度為4.5m，實際的吸收劑用量為最小用量的1.4倍，操作條件下的平衡關系可表示為Y=mX（Y，X為摩爾比）試求填料塔的氣相傳質(zhì)單元高度。(HOG=0.374m)在逆流填料吸收塔中，用清水吸收空氣---氨氣混合氣中得氨氣。進塔氣體組成為Y1=0.026(摩爾比，下同)，出塔氣體組成Y2=0.0026，混合氣體流量為100標準m3/h，清水用量為0.1m3/h。操作壓力為0.95atm，亨利系數(shù)為0.5atm，平衡關系為直線。填料層高度為1.2m，塔內(nèi)徑為0.2m。試求吸收塔的氣相總體積吸收系數(shù)KYa。(KYa=374kmol/m3在逆流填料吸收塔中，用純?nèi)軇┪漳郴旌蠚庵械娜苜|(zhì)。在常壓、27℃下操作時混合氣流量為1200m3/h，進塔氣體組成為0.05（摩爾分率）。塔截面積為0.8m2，填料層高度為4m，氣相體積總系數(shù)KYa為100kmol/m3.h，氣液平衡關系為直線，且吸收因數(shù)A=1，試求出塔氣體組成Y2和回收率η。(Y以清水在填料塔內(nèi)逆流吸收空氣～氨混合氣中的氨，進塔氣中含氨4.0%（體積），要求回收率為0.96，氣相流率G為0.035kmol/m2.s。采用的液氣比為最小液氣比的1.6倍，平衡關系為Y*=0.92X，總傳質(zhì)系數(shù)KYa為。試求：①塔底液相濃度X1；②所需填料層高度Z。(X1=0.0283;Z=5.22m)在一逆流接觸的填料吸收塔中，用純水吸收空氣～氨混合氣中的氨，入塔氣體中含NH39%，要求吸收率為95%，吸收劑用量為最小用量的1.2倍，操作條件下的平衡關系為Y*=1.2X。傳質(zhì)單元高度為0.8m。試求：①填料層高度Z。(Z=7.843m)在常壓逆流填料吸收塔中，用清水吸收焦爐氣中氨，焦爐氣處理量為500標準m3/h，進塔氣體組成y1為0.0132（摩爾分率）。氨的回收率為0.99。水的用量為最小用量的1.5倍。焦爐氣入塔溫度為30℃，空塔氣速為1.1m/s。操作條件下平衡關系為Y*=1.2X（X,Y為摩爾比）。氣相體積總吸收系數(shù)KYa為200kmol/m3.h，試求：（１）氣相總傳質(zhì)單元數(shù)NOG；（２）填料層高度Z。(NOG=10.74;Z=7.68m)在常壓逆流填料吸收塔中，用循環(huán)吸收劑吸收混合氣中的SO2。進塔吸收劑流量為2000kmol/h，其組成為0.5g(SO2)/100g(H2O)；混合氣流量為90kmol/h，其組成為0.09（SO2摩爾分率），吸收率為0.8。在操作條件下物系平衡關系為(Y*=18X–0.01)式中Y,X為摩爾比。試分別用平均推動力法和吸收因數(shù)法求出氣相總傳質(zhì)單元數(shù)NOG。(NOG=6.65)在常壓操作的填料吸收塔中，用清水吸收焦爐氣中的氨。焦爐氣處理量為6000m3(標準)/h，進塔氣體中氨的含量為3%（摩爾分率），氨的吸收率為98%，水的用量為最小用量的1.6倍，操作條件下的平衡關系為 Y*=1.2X，氣相總傳質(zhì)單元高度為0.65m。試求：（1）出塔溶液的組成（2）填料層高度（X1=0.0161；Z=5.27m某混合氣含溶質(zhì)A3%（摩爾分率），在常壓下用清水逆流吸收，回收率為99%，已知在操作條件下平衡關系為 Y*=2.0X，混合氣體流率為G=0.02kmol/m2.s，氣相體積傳質(zhì)系數(shù)為KYa=0.04kmol/m3.s。如果取液氣比為最小液氣比的1.5倍試求：（?。┏鏊芤旱慕M成（2）填料層高度(X1=0.0103,Z=5.204m)用純?nèi)軇┪漳郴旌蠚怏w中的可溶組分。進塔氣體濃度為0.048（摩爾分率），要求回收率為92%。取液氣比為最小液氣比的1.6倍。氣液逆流，平衡關系Y*=2.5X，氣相總傳質(zhì)單元高度為0.62米。試求填料層高。(2.985m)一逆流操作的常壓填料吸收塔，用清水吸收混合氣中的氨氣?；旌蠚饬髁繛?500m3/h（標準狀態(tài)），該混合氣中氨的濃度為15g/m3，要求回收率不低于98%，操作條件下的相平衡關系為Y=1.2X，吸收劑用量為3.6m在30℃、常壓操作的填料吸收塔中，用清水吸收焦爐氣中的氨。焦爐氣處理量為6000m3（標）/h。進塔氣體中氨的含量為3%（體積%），要求氨的吸收率不低于98%。水的用量為最小用量的1.6倍，空塔氣速取1.0m/s。已知操作條件下的平衡關系為Y=1.2X，氣相體積吸收總系數(shù)KYa=0.06kmol/(m3.s)。試求：（1）分別用對數(shù)平均推動力法及吸收因數(shù)法求氣相總傳質(zhì)單元數(shù)；（2）填料層高度。（8.1；5.2m一吸收塔中用清水吸收混合氣體中的A組分。進塔氣體中含A2.5%（體積%），A組分的吸收率為75%。水的用量為最小用量的1.5倍。塔內(nèi)氣液兩相逆流流動。操作條件下的相平衡方程為Y=1.6X。試求：（1）氣相總傳質(zhì)單元數(shù)NOG；（2）若A組分的吸收率要求提高到95%，其它條件不變，氣相總傳質(zhì)單元數(shù)又為若干。(2.59；6.4)在一填料塔中用清水逆流吸收空氣-氨混合氣體中的氨。入塔混合氣體含氨5%（摩爾分率，下同），要求氨的回收率不低于95%，出塔吸收液含氨不低于4%，操作條件下氣液平衡關系為