1、第5章 蒸發一、選擇題1. 以下蒸發器屬于自然循環型蒸發器的是（ ）蒸發器。A、強制循環型 B、升膜 C、浸沒燃燒 D、外熱式2. 與加壓、常壓蒸發器相比，采用真空蒸發可使蒸發器的傳熱面積（ ），溫度差（ ），總傳熱系數（ ）。A、增大 B、減小 C、不變 D、不確定3. 蒸發操作能持續進行的必要條件是( )。A、熱能的不斷供應，冷凝水的及時排除。 B、熱能的不斷供應，生成蒸氣的不斷排除。C、把二次蒸氣通入下一效作為熱源蒸氣。 D、采用多效操作，通常使用2-3效。4. 蒸發操作通常采用( )加熱。A、電加熱法 B、煙道氣加熱C、直接水蒸氣加熱 D、間接飽和水蒸氣加熱5. 以下哪一條不是減壓蒸發

2、的優點( )。A、可以利用低壓蒸氣或廢汽作為加熱劑 B、可用以濃縮不耐高溫的溶液C、可減少蒸發器的熱損失 D、可以自動地使溶液流到下一效，不需泵輸送6. 多效蒸發流程通常有三種方式，以下哪一種是錯誤的( )。A、順流 B、逆流 C、錯流 D、平流7. 中央循環管式蒸發器中液體的流動稱為( )。A、自然循環 B、強制循環 C、自然沸騰 D、強制沸騰8. 蒸發操作中，二次蒸氣的冷凝通常采用( )。A、間壁式冷凝 B、混合式冷凝 C、蓄熱式冷凝 D、自然冷凝9. 單效蒸發器計算中DW 稱為單位蒸汽消耗量， 如原料液的沸點為393K，下列哪種情況D/W最大? ( )。A、原料液在293K時加入蒸發器

3、B、原料液在390K時加入蒸發器C、原料液在393K時加入蒸發器 D、原料液在395K時加入蒸發器10. 蒸發過程溫度差損失之一是由于溶質存在，使溶液（ ）所致。A、沸點升高 B、沸點降低 C、蒸汽壓升高 11. 屬于單程型的蒸發器是（ ）。A、中央循環管式蒸發器 B、外熱式蒸發器C、降膜蒸發器 D、 懸筐式蒸發器二、填空題1. 蒸發操作所用的設備稱為_。2. 蒸發操作中，加熱溶液用的蒸汽稱為_，蒸發出的蒸汽稱為_。3. 按二次蒸汽是否被利用，蒸發分為_和_；按操作壓強大小，蒸發分為_、_和_；按蒸發方式不同，蒸發分為_和_。4. 蒸發過程中，溶劑的氣化速率由_速率控制。5. 蒸發溶液時的溫度

4、差損失在數值上恰等于_的值。6. 蒸發操作時，引起溫度差損失的原因有_、_和_。7. 杜林規則說明溶液的沸點與同壓強下標準溶液的沸點間呈_關系。8. 20NaOH水溶液在101.33kPa時因溶液蒸汽壓下降而引起的溫度差損失為_。9. 單效蒸發的計算利用_、_和_三種關系。10. 當稀釋熱可以忽略時，溶液的焓可以由_計算。11. 單位蒸汽消耗量是指_，它時衡量_的指標。12. 單位蒸汽消耗量愈_，蒸發裝置的經濟效益愈好。13. 蒸發器的傳熱速率愈大，則生產能力愈_。14. 多效蒸發中，效數愈多，則單位蒸汽消耗量愈_。15. 多效蒸發的操作流程有_、_和_。16. 多效并流蒸發流程適于處理_的溶

5、液。17. 多效逆流蒸發流程適于處理_的溶液。18. 多效平流蒸發流程適于處理_的溶液。19. 為提高蒸發器的生產能力，可采用_的方法。20. 提高蒸發器的生產強度的措施有_和_。21. 加熱蒸汽提供的熱量用于_、_、_和_。22. 溶液的流向與蒸汽相同的多效蒸發流程稱為 。23. 杜林規則認為，一定濃度的某溶液在兩不同壓強下的沸點差與對應壓強下水的沸點差的比值為 。 24. 蒸發操作得以實現的主要條件是_的不斷導入，及_。三、判斷題1. 一般逆流加料法多效蒸發流程適合于粘度隨溫度和濃度變化較大的溶液的蒸發。 （ ）2. 杜林規則認為，一定濃度的某溶液在兩不同壓強下的沸點差與對應壓強下水的沸點

6、差的比值為2。 （ ）3. 一般并流加料法多效蒸發流程適合于粘度隨溫度和濃度變化較大的溶液的蒸發。 （ ）4. 是指由于溶質的存在而引起的溫度差損失。 （ ）四、計算題1. 常壓單效蒸發中，每小時將10000kg的某水溶液從5濃縮到25。原料液溫度為40十三點，分離室的真空度為60kPa，加熱蒸汽壓強為120kPa，蒸發器的管外總傳熱系數為2000W/(m2.)，溶液的平均比熱為3.6kJ/(kg.)，操作條件下溶液的各種溫度差損失為15，忽略熱損失。求1.水分蒸發量；2.加熱蒸汽消耗量；3.蒸發器的傳熱面積。2. 進料量為9000kg/h，濃度為1%（質量分率）的鹽溶液在40下進入單效蒸發器

7、并被濃縮到1.5%。蒸發器傳熱面積為39.1平方米，蒸發室絕對壓強為0.04MPa（該壓力下水的蒸發潛熱r'=2318.6kJ/kg），加熱蒸汽溫度為110（該飽和溫度下水的蒸發潛熱r=2232k J/kg）。由于溶液很稀，假設溶液的沸點和水的沸點相同，0.04MPa下水的沸點為75.4，料液的比熱近似于水的比熱，C4.174kJ/kg·K。試求：1.蒸發量、濃縮液量、加熱蒸汽量和加熱室的傳熱系數K。2.進料量增加為12000kg/h，傳熱系數、加熱蒸汽壓強、蒸發室壓強、進料溫度和濃度均不變的情況下，蒸發量、濃縮液量和濃縮液濃度又為多少？均不考慮熱損失。五、簡答題1. 蒸發操

8、作得以進行的基本條件是什么？第6章 蒸餾一、 選擇題1. 當二組分液體混合物的相對揮發度為（）時，不能用普通精餾方法分離。A、3.0 B、2.0 C、1.0 D、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（）。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（）求出。A、拉烏爾定律 B、道爾頓定律 C、亨利定律 D、杠桿規則4. q線方程一定通過xy直角坐標上的點（）。A、(xW

9、,xW) B(xF,xF) C(xD,xD) D(0,xD/(R+1)5. 二元溶液的連續精餾計算中，進料熱狀態參數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、氣液混合物7. 混合液兩組分的相對揮發度愈小，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. 設計精餾塔時，若F、xF、xD、xW均為定值，將進料熱狀況從q=1變為q>1，但回流比取值相同，則所需理論塔板數將（），塔頂冷凝器熱負荷（），塔釜再沸器熱負荷（）。A

10、、變大 B、變小 C、不變 D 不一定9. 連續精餾塔操作時，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_ ，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、和不變，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R< Rmin，則x D _，xw_。A、變大 B、變小 C、不變 D、不一定12. 恒摩爾流假設是指 。 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

11、的質量流量相等 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 。 A、q=1，L=L B、q=1，V=V C、q=1，L=V D、q=1，L=V15. 全回流時的精餾過程操作方程式為 。 A、yn = xn B、yn-1 = xn C、yn+1 = xn D、yn+1 = xn+116. 精餾是分離（ ）混合物的化工單元操作，其分離依據是利用混合

12、物中各組分（ ）的差異。A、氣體 B、液體 C、固體 D、揮發度 E、溶解度 F、溫度17. 精餾過程的恒摩爾流假設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，當進料為飽和液體時，以下關系（ ）成立。A、q =0，L =L B、q =1，V =V C、q =0，L =V D、q =1，L =L19. 精餾過程中，當進料為飽和蒸汽時，以下關系（ ）成立。A、q =0，L =L B、q =1，V =V C、q =0，L =V D、q =1，L =L20. 精餾過程的理論板假設是指（ ）。A、進

13、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21. 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（ ）。 D、不能判斷22. 兩組分物系的相對揮發度越小，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24. 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，則最大的餾出液量為（ ）。A、6.67kmol/h B、

14、6kmol/h C、9kmol/h D、不能確定25. 精餾塔中由塔頂往下的第n-1、n、n+1層理論板，其氣相組成關系為（ ）。A、 B、 C、 D、不確定26. 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，用平衡蒸餾得氣相組成為，若兩種蒸餾方法所得氣相量相同，則（ ）。A、 > B、 = C、 < D、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28. 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、均增加 C、 、均不變 D、 減小

15、、增加29. 操作中的精餾塔，若保持、不變，減小，則（ ）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30. 用某精餾塔分離兩組分溶液，規定產品組成。當進料組成為時，相應回流比為R1；進料組成為時，相應回流比為R2，若，進料熱狀況不變，則（ ）。A、R1<R2 B、 R1=R2 .C、 R1>R2 D、無法判斷31. 用精餾塔完成分離任務所需的理論板數為8（包括再沸器），若全塔效率為50%，則塔內實際板數為（ ）。A、16層 B、12層 C、14層 D、無法確定32. 在常壓下苯的沸點為80.1，環己烷的沸點為80.73，欲使該兩組分混合液得到分離

16、，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33. 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34. 若連續精餾過程的進料熱狀況參數q=1/3，則其中氣相與液相的摩爾數之比為（ ）。A、1/2 B、1/3 C、2 D、335. 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x、x、R、q、回收率相同時，其所需理論板數要（ ）A、多 B、少 C、 相等 D、無法判斷36.

17、某精餾塔內，進料熱狀況參數為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37. 兩組分的相對揮發度越小，則表示物系分離的越（ ）A、容易 B、困難 C、完全 D、不完全38. 二元溶液連續精餾計算中，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1. 某連續精餾塔中，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_。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

18、工作應該是_。5. 實現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，而保持xF，DF，RxD不變，則WF將_，xw將_，提餾段操作線斜率將_，理論板數將_。8. 在只有一股進料無側線出料的連續精餾操作中，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就愈 ，故5種進料狀態種中， 進料所需的理論板數最少。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

19、段上升蒸汽量V增加，而回流量和進料狀態（F，xF，q）仍保持不變，則R_，xD_，xw_，L/V_。11. 操作時，若、xF、q，加料板位置、不變，而使操作的總壓力增大，則xD _，xW _12. 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_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，則進料熱狀態參數q值等于 。16. 填料塔用于精餾過程中，其塔高的計

20、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別是 。18. 精餾的原理是_。19. 精餾過程的恒摩爾流假設是指_。20. 進料熱狀況參數的兩種定義式為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_，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_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_，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

21、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_。25. 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度_。26. 精餾處理的物系是_混合物，利用各組分_的不同實現分離。吸收處理的物系是_混合物，利用各組分_的不同實現分離。27. 精餾操作的依據是 。實現精餾操作的必要條件是 和 。28. 氣液兩相呈平衡狀態時，氣液兩相溫度 ，液相組成 氣相組成。29. 用相對揮發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

22、. 在精餾操作中，若降低操作壓強，則溶液的相對揮發度 ，塔頂溫度 ，塔釜溫度 ，從平衡角度分析對該分離過程 。31. 某兩組分體系，相對揮發度=3，在全回流條件下進行精餾操作，對第n、n+1兩層理論板（從塔頂往下計），若已知則 。全回流操作通常適用于 或 。32. 精餾和蒸餾的區別在于 ；平衡蒸餾和簡單蒸餾的主要區別在于 。33. 精餾塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度，其原因是 和 。34. 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度= ，平衡時液相組成 ，氣相組成為 。35. 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 。36. 最小

23、回流比的定義是 ，適宜回流比通常取為 Rmin。37. 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 。38. 在某精餾塔中，分離物系相對揮發度為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= 。39. 在精餾塔設計這，若保持、不變，若增加回流比，則 ， ， 。40. 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 。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 。41.

24、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/ ， ， 。42. 操作中的精餾塔保持、不變，若釜液量增加，則 ， ， 。43. 在連續精餾塔中，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 ， 。44. 恒沸精流與萃取精餾的共同點是 。兩者的主要區別是 和 。第7章 吸收一、選擇題1. 吸收操作的依據是（）。 A、揮發度差異 B、溶解度差異C、溫度差異D、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、增大 B、減小 C、不變 D、不能確定3. 在吸收系數的準數關聯式中，反映物性影

25、響的準數是（ ）A、Sh B、Re C、Ca D、Sc4. 已知SO2水溶液在三種溫度t1、t2、t3下的亨利系數分別為E1=0.35kPa、E2=1.1kPa、E3=0.65kPa則（）。A、t1<t2 B、t3>t2 C、t3 <t1 D、t1>t25. 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（）。A、增加 B、不變 C、減小 D、不能確定6. 下述說明中正確的是( )。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

26、力和液膜阻力都不可忽略7. 下述說法錯誤的是( )。A、溶解度系數H很大，為易溶氣體 B、亨利系數E值很大，為易溶氣體C、亨利系數E值很大，為難溶氣體 D、相平衡系數m值很大，為難溶氣體8. 擴散系數D是物質重要的物理性質之一， 下列各因數或物理量與擴散系數無關的是 ( )。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（ ）。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、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

27、作中，當吸收劑用量趨于最小用量時，則下列那種情況正確（ ）。 A、 回收率趨向最高 B、 吸收推動力趨向最大 C、 操作最為經濟 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（ ）。 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，以液相濃度表示的傳質總系數KL ( ) A、大于液相傳質分系數k L B、近似等于液相傳質分系數k L C、 大于氣相傳質分系數k G D、 近似等于氣相傳質分系數k G14. 對

28、某一汽液平衡物系，在總壓一定時，溫度升高，則亨利系數（） A、變小B、增大C、不變D、不確定15. 吸收是分離（ ）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（ ）的差異。A、氣體 B、液體 C、固體 D、揮發度 E、溶解度 F、溫度16. 為使吸收過程易于進行，采取的措施是 。A、加壓升溫 B、加壓降溫C、減壓升溫 D、減壓降溫17. 吸收速率方程式中各吸收系數之間的關系是（ ）。A、（KG）-1 = （kG）-1 +（H kL）-1 B、（KG）-1 = （H kG）-1 +（ kL）-1 C、（KG）-1 = （kG）-1 +（m kL）-1 D、（KG）-1 = （m kG）

29、-1 +（kL）-118. 根據雙膜理論，在氣液接觸界面處（ ）。A、p i = c i B、 p i c iC、p i c i D、p i = c i/H19. 物質在空氣中的分子擴散系數隨壓強的增大而（ ），隨溫度的升高而（ ）。A、增大 B、不變 C、減小 D、無法判斷20. 根據雙膜理論，在氣液接觸界面處（ ）。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21. 為使操作向有利于吸收的方向進行，采取的措施是（ ）。 A、加壓和升溫 B、減壓和升溫C、加壓和降溫 D、減壓和降溫22. 吸收是分離（ ）混合物的化工單元操作，其分離依

30、據是利用混合物中各組分（ ）的差異。A、氣體 B、液體 C、固體 D、揮發度 E、溶解度 F、溫度23. 對難溶氣體的吸收過程，傳質阻力主要集中于（ ）。A、氣相一側 B、液相一側 C、氣液相界面處 D、無法判斷24. 在吸收過程中，（ ）將使體系的相平衡常數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25. 對易溶氣體的吸收過程，傳質阻力主要集中于（ ）。A、氣相一側 B、液相一側 C、氣液相界面處 D、無法判斷26. 實驗室用水吸收空氣中的二氧化碳，基本屬于（ ）吸收控制，其氣膜阻力（ ）液膜阻力。A、汽膜 B、液膜 C、共同作用 D、無法確定 A、大于 B、小于

31、 C、等于 D、無法確定27. 在雙組分理想氣體混合物中，組分A的擴散系數是（ ）。A、組分A的物質屬性 B、組分B的物質屬性 C、系統的物質屬性 D、僅取決于系統的狀態28. 含低濃度溶質的氣液平衡系統中，溶質在氣相中的摩爾組成與其在液相中的摩爾組成的差值為（ ）。A、負值 B、正值 C、零 D、不確定 29. 某吸收過程，已知氣膜吸收系數kY為2kmol/（m2.h），液膜吸收系數kX為4 kmol/（m2.h），由此判斷該過程為（ ）。A、氣膜控制 B、液膜控制 .C、不能確定 D、雙膜控制30. 含低濃度溶質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

32、于氣膜控制系統，起出塔氣相組成將（ ）。A、增加 B、減小 C、不變 D、不確定31. 含低濃度溶質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，起出塔氣相組成將（ ）。A、增加 B、減小 C、不變 D、不確定32. 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，Y-Y* B、Y*-Y C、Y-Yi D、Yi-Y33. 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，則氣相總傳質單元數NOG將（ ），氣相出口濃度將（ ）。A、增加 B、減小 C、不變 D、不確定34. 在逆流吸收塔中當吸收

33、因數A1，且填料層高度為無限高時，則氣液平衡出現在（ ）。A、塔頂 B塔上部 C、塔底 D、塔下部35. 在逆流吸收塔中，用純溶劑吸收混合氣中的溶質，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，起出塔氣相組成Y2將（ ），吸收率（ ）。A、增加 B、減小 C、不變 D、不確定二、填空題1. 在吸收單元操作中， 計算傳質單元數的方法很多，其中，采用對數平均推動力法計算總傳質單元數法的前提條件是 。2. 吸收操作是吸收質從_轉移到_的傳質過程。在吸收操作中壓力_，溫度_將有利于吸收過程的進行。3. 吸收是指_的化工單元操作。4. 逆流吸收操作中，當氣體處理量及初、終濃度已被確

34、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_。5. 用亨利系數E表達的亨利定律表達式為_.在常壓下,20時, 氨在空氣中的分壓為69.6mmHg, 與之平衡的氨水濃度為10(kg NH3 (100kg) -1H2O).此時亨利系數E=_,相平衡常數m=_. 6. 對于難溶氣體，吸收時屬于 控制的吸收，強化吸收的手段是 。 7. 吸收操作中，溫度不變，壓力增大，可使相平衡常數 ，傳質推動力 。 8. 某氣體用水吸收時，在一定濃度范圍內，其氣液平衡線和操作線均為直線，其平衡線的斜率可用 常數表示，而操作線的斜率可用 表示。 9. 吸收是指 的過程，解吸

35、是指 的過程。 10. 溶解度很大的氣體，吸收時屬于 控制，強化吸收的手段是 。 11. 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，則傳質推動力將 ，操作線將 平衡線。 12. 吸收因數A可以表示為_，它在YX圖上的幾何意義是_。13. 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 。14. 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，則此塔的液相傳質單元數N(l)將_，而氣相總傳質單元數NOG將_，氣體出口濃度(a)將_。15. 對接近常壓的低濃度溶質的氣液平衡系統，當總壓增加時，亨利系數 ，相平衡

36、常數m ，溶解度系數H （增加、減少、不變）。 16. 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 。17. 對易溶氣體的吸收過程，阻力主要集中于 。18. 若傳質總系數與分系數之間的關系表示為,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。19. 若傳質總系數與分系數之間的關系表示為,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。20. 傳質單元數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_,所需的傳質單元數NOG 越大。21. 在填料塔中用水吸收氨。欲提高吸收速率，增大 相的流量比增大另一相的流量更有效

37、。22. 在低濃度溶質的氣液平衡系統，當總壓操作降低時，亨利系數E將 ，相平衡常數將 ，溶解度系數H將 。23. 亨利定律表達式，若某氣體在水中的亨利系數E值很小，說明該氣體為 氣體。24. 亨利定律表達式，若某氣體在水中的亨利系數H值很大，說明該氣體為 氣體。25. 在吸收過程中，KY和ky是以 和 為推動力的吸收系數，它們的單位是 。26. 若總吸收系數和分吸收系數間的關系可表示為，其中表示 ，當 項可忽略時，表示該過程為氣膜控制。27. 在1atm、20下某低濃度氣體被清水吸收，若氣膜吸收系數，液膜吸收系數為，溶質的溶解度系數，則該溶質為 氣體，氣相總吸收系數 。28. 一般而言，兩組分

38、A、B的等摩爾相互擴散體現在 單元操作中，而組分A在B中單向擴散體現在 單元操作中。29. 在吸收過程中，若降低吸收劑用量，對氣膜控制體系，體積吸收總系數值將 ，對液膜控制物系，體積吸收總系數值將 。30. 雙膜理論是將整個相際傳質過程簡化為 。31. 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。32. 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 。33. 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=。34. 某吸收過程，用純溶劑吸收混合氣體中的溶質組分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A為1，若該

39、吸收過程所需理論板數為4層，則需傳質單元數為 。三、計算題1. 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定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。2. 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.

40、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KY a為200 kmol /m3.h，試求：1.氣相總傳質單元數NOG ；2.填料層高度Z。3. 用清水吸收含甲醇0.03（摩爾分率）混合氣中的甲醇。進塔氣體的流量為1322 標準m3/h。要求甲醇的回收率為90，操作條件下氣液平衡關系為Y=1.18X，氣相總體積吸收系數為2.2×10-2 kmol/ m3s。若塔徑為1m，液氣比為最小液氣比的1.8倍，試求：1.出塔液相濃度；2.最小液氣比；3.傳質單元數；4.所需填料層高度。第8章 氣液分離設備一、選擇題1. 下述說法中錯誤的是（ ）。A、板式塔內氣液逐級接觸，填料塔內氣液連續接觸B、精餾用板式塔，吸收用填料塔 C、精餾既可以用板式塔，又可以用填料塔D、吸收不可以用板式塔，但可以用