南師大化工原理試題庫下冊,總

南師大化工原理試題庫（下冊，總）一、選擇題1.當(dāng)二組分液體混合物的相對揮發(fā)度為（）時，不能用普通精餾方法分離。A,3.0B.2.0C.1.0D.4.02,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（）。A.60.5kmol/hB,66.7Kmol/hC.90.4Kmol/hD,不能確定3.在t-x-y相圖中，液相與氣相之間量的關(guān)系可按（）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x-y直角坐標(biāo)上的點（）。A.（xW,xW）B（xF,xF）C（xDxD）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（）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6.精餾操作是用于分離（）。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.氣一液混合物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（）。A容易；B困難；C完全；D不完全8.設(shè)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（），塔頂冷凝器熱負荷（），塔釜再沸器熱負荷（）。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D和進料狀況（F,xF,q）不變時，貝L/V,L'/V',xD,xW。A變大，B變小，C不變，D不一定10.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,xw。A變大，B變小，C不變，D不一定11.操作中的精餾塔，保持F,xF,q,D不變，若采用的回流比RRmin，則xD,xw。A變大，B變小，C不變，D不一定12.恒摩爾流假設(shè)是指。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13.精餾過程的理論板假設(shè)是指。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14.精餾過程若為飽和液體進料，則。11A.q=1，L=L'B,q=1,V=V',C.q=1,L=V‘D,q=1,L=V.全回流時的精餾過程操作方程式為。Ayn=xnByn-1=xnCyn+1=xnDyn+1=xn+1.精餾是分離（）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（）的差異。A、氣體B、液體C、固體D、揮發(fā)度E、溶解度F、溫度17.精餾過程的恒摩爾流假設(shè)是指在精餾段每層塔板（）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18.精餾過程中，當(dāng)進料為飽和液體時，以下關(guān)系（）成立。1,A、q=0,L=LB、q=1,V=V第1頁共24頁C、q=0,L=VD、q=1,L=L19.精餾過程中，當(dāng)進料為飽和蒸汽時，以下關(guān)系（）成立。A、q=0,L=LB、q=1,V=VC、q=0,L=VD、q=1,L=L20,精餾過程的理論板假設(shè)是指（）。人、進入該板的氣液兩相組成相等8、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xA為0.45,相應(yīng)的泡點溫度為t1；氣相組成yA為0.45,相應(yīng)的露點溫度為12,則（）。,A.t1?t2B,t1?t2C,t1?t2D,不能判斷.兩組分物系的相對揮發(fā)度越小，則表示該物系（）。A.容易B.困難C.完全D,不完全23,精餾塔的操作線是直線，其原因是（）。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xF為0.6,若要求餾出液組成不小于0.9,則最大的餾出液量為（）。A.6.67kmol/hB.6kmol/hC.9kmol/hD,不能確定.精餾塔中由塔頂往下的第n-1、n、n+1層理論板，其氣相組成關(guān)系為（）。A.yn?1?yn?yn?1B.yn?1?yn?yn?1C.yn?1??yn?yn?1D.不確定.在原料量和組成相同的條件下，用簡單蒸餾所得氣相組成為xD1,用平衡蒸餾得氣相組成為xD2,若兩種蒸餾方法所得氣相量相同，則（）。A.xD1xD2B.xD1=xD2C,xD1<xd2d,不能確定27.在精餾塔的圖解計算中，若進料熱狀況變化，將使（）。a,平衡線發(fā)生變化b操作線與q線變化c,平衡線和q線變化d,平衡線和操作線變化<p></xd2>.操作中的精餾塔，若選用的回流比小于最小回流比，則（）.A.不能操作B.xD、xw均增加C.xD、xw均不變D.xD減小、xw增加29.操作中的精餾塔，若保持F、xF、xD、xw、V不變，減小xF，貝lj（）A.D增大、R減小B.D減小、不變C.D減小、R增大D.D不變、R增大.用某精餾塔分離兩組分溶液，規(guī)定產(chǎn)品組成。當(dāng)進料組成為時，相應(yīng)回流比為；進料組成為時，相應(yīng)回流比為，若，進料熱狀況不變，則（）。A,R1<r2b,r1="R2".c.>R2D,無法判斷</r2>.用精餾塔完成分離任務(wù)所需的理論板數(shù)為8（包括再沸器），若全塔效率為50%,則塔內(nèi)實際板數(shù)為（）。A.16層B.12層C.14層D,無法確定32,在常壓下苯的沸點為80.1C。，環(huán)己烷的沸點為80.73℃,欲使該兩組分混合液得到分離，則宜采用（）。A.恒沸精餾B.普通精餾C.萃取精餾D.水蒸氣精餾.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（），提餾段斜率（），精餾段下降液體量（），提餾段下降液體量（）。A,增大B,減小C,不變D,無法判斷.若連續(xù)精餾過程的進料熱狀況參數(shù)q=1/3,則其中氣相與液相的摩爾數(shù)之比為（）。A.1/2B,1/3C.2D,3.直接水蒸氣加熱的精餾塔適用與（）的情況，直接水蒸氣加熱與間接水蒸氣加熱相比較，當(dāng)x、x、R、q、a、回收率相同時，其所需理論板數(shù)要（）A.多B,少C,相等D,無法判斷.某精餾塔內(nèi)，進料熱狀況參數(shù)為1.65,由此可判定物料以（）方式進料。（A）飽和蒸汽（B）飽和液體（C）過熱蒸汽（D）冷流體.兩組分的相對揮發(fā)度越小，則表示物系分離的越（）A.容易B.困難C.完全D.不完全第2頁共24頁8.二元溶液連續(xù)精餾計算中，進料熱狀況的變化將引起以下線的變化：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線二、填空題.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。.當(dāng)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。.在精餾塔實驗中，當(dāng)準(zhǔn)備工作完成之后，開始操作時的第一項工作應(yīng)該是。5,實現(xiàn)精餾操作的必要條件是和。6,恒摩爾流假設(shè)成立的主要條件是O.某精餾塔設(shè)計時，若將塔釜由原來間接蒸汽加熱改為直接蒸汽加熱，而保持x（F）,D/F,q,Rx（D）不變，則W/F將,x（w）將，提餾段操作線斜率將，理論板數(shù)將O.在只有一股進料無側(cè)線出料的連續(xù)精餾操作中，當(dāng)體系的壓力、進料組成、塔頂、塔底產(chǎn)品組成及回流比一定時，進料狀椀值愈大，提餾段的斜率就愈，完成相同的分離任務(wù)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。,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O.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)（F,xF,q）仍保持不變，貝R,xD,xw,L‘/V‘。.操作時，若F、D、xF、q,加料板位置、V不變，而使操作的總壓力增大，則xD,xW12,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.精餾塔設(shè)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(shè)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(shè)計中，當(dāng)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=。.簡單蒸餾與精餾的主要區(qū)別是。18.精餾的原理是.精餾過程的恒摩爾流假設(shè)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(dāng)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(shè)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(dāng)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(wù)需要16塊理論板（包括塔釜），則等板高度（HETP）=。.總壓為1atm,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。27.精餾操作的依據(jù)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。.用相對揮發(fā)度a表達的氣液平衡方程可寫為。根據(jù)a的大小，可用來，若a=1，則表示。第3頁共24頁.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a=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y則y4,.=。全回流操作通常適用于n=0n+l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。0034,在總壓為101.33kPa,溫度為85℃下，苯和甲苯的飽和蒸氣壓分別為pA則?113.6kPa、pB?46kPa,相對揮發(fā)度a=,平衡時液相組成xA?，氣相組成為yA?。.某精餾塔的精餾段操作線方程為y?0.72x?0,275,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(dāng)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x2?0.45流出液組成xD為0.96（以上均為摩爾分率），則第3層、x3?0.4,塔板的氣相莫弗里效率為EMV3=。q、D不變，39.在精餾塔設(shè)計這，若保持F、xF、若增加回流比R，貝xD，xw，L/V。.在精餾塔設(shè)計中，若F、xF、xD、xW及R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)NT。精餾段上升蒸氣量V、下降液體量L；提餾段上升蒸氣量V’，下降液體量L’。.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L/V，提餾段液氣比‘L’/V,xD,xw。.操作中的精餾塔保持F、xF、q、V不變，若釜液量W增加，則xD,xw,L/V。.在連續(xù)精餾塔中，若xF、xD、R、q、D/F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)NT,xw。.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(shè)滿足恒摩爾流假設(shè)，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。2,用一常壓連續(xù)精餾塔分離苯一甲苯混合液，原料液入塔時其中蒸氣量和液體量的千摩爾之比為2:3。原料液流量為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=2Rmin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？3,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；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。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a值？5,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，進料組成第4頁共24頁12.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(shè)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一甲苯液體混和物。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a=2.46。在常壓連續(xù)精餾塔中，分離苯一甲苯混合液。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84C。，苯-甲苯物系平衡時，苯與甲苯在液相和氣相中的組成。（xA?0.818yA?0.92）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）.某兩組分混合氣體，其組成y?0.6（摩爾分率），通過部分冷凝將蒸汽量中的2流量冷凝為飽和液體，3試求此時的氣、液相組成。氣液平衡關(guān)系為y?0.46x?0.549（x?0.5085；y?0,783）.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y?0.723x?0,263和y?1.25x?0.018試求精餾段及提餾段的上升蒸汽量。15.（V?V??142.3kmol/h）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