化工原理测试试题库下册适合青海大学版

1、化工原理试题库下册（适合青海 大学版）作者:日期:第3章非均相物系分离、选择题1.恒压过滤且介质阻力忽略不计时，如粘度降低 20%则在同一时刻滤液增加（A、11.8%;B、9.54%;G 20%; D 44%2.板框式压滤机由板与滤框构成，板又分为过滤板和洗涤板，为了便于区别，在板与框的边上设有小钮标志，过滤板以一钮为记号，洗涤板以三钮为记号，而滤框以二钮为记号，组装板框压滤机时，正确的钮数排列是（B 、13221C、12231D 、1 321 23.与沉降相比，过滤操作使悬浮液的分离更加（A、迅速、彻底 B、缓慢、彻底 C、迅速、不彻底 D、缓慢、不彻底4.多层隔板降尘室的生产能力跟下列哪个

2、因素无关（A、高度 B、宽度 C 、长度 D、沉降速度5.降尘室的生产能力（与沉降面积A和沉降速度ut有关B、与沉降面积A、沉降速度ut和沉降室高度H有关C、只与沉降面积A有关只与沉降速度ut有关6.现采用一降尘室处理含尘气体,颗粒沉降处于滞流区，当其它条件都相同时，比较降尘室处理200c与20c的含尘气体的生产能力 V勺大小（7.A V20OC V20cB有效的过滤操作是（A、刚开始过滤时V20OC = V20CC、V200C V20cD 、无法判断过滤介质上形成滤饼层后C、过滤介质上形成比较厚的滤渣层D加了助滤剂后8.当固体粒子沉降时，在层流情况下,A 64/Re B、24/Re0.44

3、D 、19.含尘气体通过降尘室的时间是最小固体颗粒的沉降时间是t0,为使固体颗粒都能沉降下来，必须（A tt010.颗粒作自由沉降时，Ret在（）区时，颗粒的形状系数对沉降速度的影响最大。A斯托科斯定律区、艾伦定律区C、牛顿定律区D、不确定（天大99）11.恒压过滤，单位面积累积滤液量q与时间p的关系为（B ）。JC旋风分离器的分割粒径d50 是（12.A、临界粒径dc的2倍 B、13.A、增大;B、 不变;C 、减小;D 、不确定。临界粒径dc的2倍 C、粒级效率4pi=0.5的颗粒直径对不可压缩滤饼，当过滤两侧的压强差增大时，单位厚度床层的流到阻力将（14.对可压缩滤饼，当过滤两侧的压强差

4、增大时，单位厚度床层的流到阻力将（A、增大；B、不变；C、减小；D、不确定。.恒压过滤中，随过滤时间的增加，滤饼厚度将（ a ）,过滤阻力将（a ）,过滤速率将（A、增大；B、不变；C、减小；D、不确定。.恒压过滤中，当过滤介质阻力可以忽略时，滤液体积与过滤时间的（）成正比。A 2次方 B 、4次方 C、1/2次方 D、1/4次方.型号为BMS20/635-25共25个框的板框压滤机，其过滤面积约为（）吊。A 20 B、635 C 、25 D 、0.4.板框压滤机洗涤速率与恒压过滤终了的速率的1/4这一规律只在（）时才成立。A、过滤时的压差与洗涤时的压差相同B、滤液的粘度与洗涤液的粘度相同C、

5、过滤时的压差与洗涤时的压差相同且滤液的粘度与洗涤液的粘度相同D过滤时的压差与洗涤时的压差相同，滤液的粘度与洗涤液的粘度相同，而且过滤面积与洗涤相同.恒压过滤且介质阻力忽略不计，如粘度降低 20 % ,则在同一时刻滤液增加（A、11.8 % B 、 9.54 % C 、 20 % D、 44 %.过滤介质阻力忽略不计，下列恒压过滤循环中那种生产能力最大（）（8为时间）A、9过滤=8洗涤 B、 8洗涤+ 8过滤=8辅C、 8过滤=8洗涤+ 8辅D 、 8洗涤=8过滤+8辅.在板框压滤机中，如滤饼的压缩性指数 S=0.4,且过滤介质阻力可忽略不计，则当过滤的操作压强增加到原来的2倍后，过滤速率将为原

6、来的（）倍。A、1.3 B 1.2 C 、1.4 D 1.5.若沉降室高度降低，则沉降时间（ c ）;生产能力（a ）。A、不变； B 、增加； C 、下降； D 、不确定。.在讨论旋风分离器分离性能时，临界直径这一术语是指（ c ）0A、旋风分离器效率最高时的旋风分离器的直径B、旋风分离器允许的最小直径G旋风分离器能够全部分离出来的最小颗粒的直径D能保持滞流流型时的最大颗粒直径.旋风分离器的总的分离效率是指（）0A、颗粒群中具有平均直径的粒子的分离效率B、颗粒群中最小粒子的分离效率不同粒级（直径范围）粒子分离效率之和D全部颗粒中被分离下来的部分所占的质量分率.在离心沉降中球形颗粒的沉降速度（

7、）。A、只与 d, p s, p , ut , r 有关B、只与d, p s, ut, r有关C、只与 d, p s, ut, r, g 有关D 只与 d, p s, ut, r, K有关（题中ut气体的圆周速度，r旋转半径，K分离因数）. 一般在产品样本中所列的旋风分离器的压降数据是（A、气体密度为1.0kg/m3时的数值B、所要求的操作状况下的数值C、1atm, 30c空气的数值D气体密度为1.2kg/m3时的数值.在板框过滤机中，如滤饼不可压缩，介质阻力不计，过滤时间增加一倍时，其过滤速率为原来的（A、2 倍 B、1/2 倍 C、1 / v，f2 倍 D、4 倍.粘度增加一倍时，过滤速率

8、为原来的（）。A、2 倍 B、1/2 倍 C、1 / 1,但回流比取值相同，则所需理论塔板数将（ B ）,塔顶冷凝器热 负荷（C ）,塔釜再沸器热负荷（ A ）0A、变大 B、变小 C 、不变 D 不一定.连续精储塔操作时，若减少塔釜加热蒸汽量，而保持储出量D和进料状况（ F, xF,q）不变时，则L/V B_ , L /V A , Xd_BXw A oA、变大B 、变小 C、不变 D、不一定.精储塔操作时，若F、Xf、q,加料板位置、D和R不变，而使操作压力减小，则XdA , Xw_B。A、变大 B、变小 C、不变 D、不一定.操作中的精储塔，保持F, Xf, q, D不变，若采用的回流比R

9、Xd2B 、Xdi=Xd2C、 xD1 Xd2 D、不能确定.在精储塔的图解计算中，若进料热状况变化，将使（ B ）。A、平衡线发生变化B、操作线与q线变化C、平衡线和q线变化D 、平衡线和操作线变化.操作中的精储塔，若选用的回流比小于最小回流比，则（ D ）.A、不能操作B、Xd、Xw均增加C、Xd、Xw均不变D、 Xd减小、Xw增加 、.操作中的精储塔，若保持F、Xf、Xd、Xw、V不变，减小Xf ,则（C ）A D增大、R减小 B、D减小、不变C、D减小、R增大 D、D不变、R增大.用某精储塔分离两组分溶液，规定产品组成。当进料组成为时，相应回流比为R;进料组成为时，相应回流比为 R,若

10、，进料热状况不变，则（ A ）。A R1R2 D、无法判断.用精储塔完成分离任务所需的理论板数为 8 （包括再沸器），若全塔效率为50%则塔内实际板数为（ C ）A 16 层 B 、12 层C、14层 D、无法确定.在常压下苯的沸点为80.1 C,环己烷的沸点为80.73 C,欲使该两组分混合液得到分离，则宜采用（C ）A、恒沸精储B、普通精储C、萃取精储D、水蒸气精储C ）,提储段斜率（B ）,精储段.精储操作中，若将进料热状况由饱和液体改为冷液体进料，而其它条件不变，则精微段操作线斜率（下降液体量（ C ）,提储段下降液体量（AA、增大 B、减小 C、不变D 、无法判断.若连续精储过程的进

11、料热状况参数 q=1/3,则其中气相与液相的摩尔数之比为（ C ）。A 1/2B i 1/3 C、2 D、3.直接水蒸气加热的精储塔适用与（分离轻组分）的情况，直接水蒸气加热与间接水蒸气加热相比较，当 x、x、R q、a、回收率相同时，其所 需理论板数要（ A ）A、多B、少 C、相等 D 、无法判断.某精储塔内，进料热状况参数为 1.65,由此可判定物料以（D ）方式进料。A、饱和蒸汽 B、饱和液体C、过热蒸汽D、冷流体 TOC o 1-5 h z .两组分的相对挥发度越小，则表示物系分离的越（B ）A、容易B、困难 C 、完全 D 、不完全.二元溶液连续精储计算中，进料热状况的变化将引起以

12、下线的变化：（B ）A、平衡线B、操作线与q线 C、平衡线与操作线D 、平衡线与q线、填空题.某连续精储塔中，若精微段操作线的截距为零，则储出液流量为00.当分离要求和回流比一定时， 进料的q值最小，此时分离所需的理论塔板数 o.蒸储是指分离液体混合物的化工单元操作。.在精储塔实验中，当准备工作完成之后，开始操作时的第一项工作应该是 .实现精储操作的必要条件是塔顶液体回流和塔底上升蒸气流。.包摩尔流假设成立的主要条件是 各组分的摩尔汽化热相等。.某精储塔设计时，若将塔釜由原来间接蒸汽加热改为直接蒸汽加热，而保持 Xf, D/F, q, R）fc不变，则 WF将, Xw将,提储段 操作线斜率将,

13、理论板数将。.在只有一股进料无侧线出料的连续精储操作中，当体系的压力、进料组成、塔顶、塔底产品组成及回流比一定时，进料状态q值愈大，提储段的斜率就愈X,完成相同的分离任务所需的总理论板数就愈 少，故5种进料状态种中，冷液体进料所需的理论板数最少。.直接蒸汽加热与水蒸汽蒸储虽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，若提储段上升蒸汽量V增加，而回流量和进料状态（F,xf,q）仍保持不变，则R xd,xw,LN 。.操作时，若F、D、xf、q,力口料板位置、V不变，而使操作的总压力增大，则xd变小，xw变大精储塔的塔顶温度总低于塔底温度,其原因之一是 原因之二是.精储

14、塔设计中，回流比越大所需理论板数越少，操作能耗增加。但随着回流比的逐渐增大，操作费用设备费的总和将呈现先降后升变化过程。.恒沸精储与萃取精储主要针对不能用普通的精储方法分离的物系,采取加入第三组分的办法以改变原物系的相对挥发度。.精储设计中，当进料为气液混合物，且气液摩尔比为2:3,则进料热状态参数q值等于3/5。.填料塔用于精储过程中，其塔高的计算采用等板高度法，等板高度是指 ;填料层高度Z=。.简单蒸储与精储的主要区别是回遗。.精储的原理是 液体混合物经过多次部分汽化和冷凝后、等到几乎完全分离。.精储过程的恒摩尔流假设是指每层版的上升蒸气摩尔流量都是相等的o.进料热状况参数的两种定义式为

15、q=W/F和q=（IV-IF）/（IV-IL） ,汽液混合物进料时q值范围0-1。.精储操作中，当回流比加大时，表示所需理论板数减少，同时，蒸储釜中所需的加热蒸汽消耗量 it太，塔顶冷凝器中，冷却剂消耗量 减小，所需塔径增大。.精储设计中，随着回流比的逐渐增大，操作费用 增大，总费用呈现先降后升的变化过程。.精储操作中，当回流比加大时，表示所需理论板数减少，同时，蒸储釜中所需的加热蒸汽消耗量 it太，塔顶冷凝器中，冷却剂消耗量减小，所需塔径增大。.某填料精储塔的填料层高度为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=.总压为1atm, 95c温度下苯与甲苯的饱和蒸汽压

16、分别为1168mmHgW 475mmHg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= .精储处理的物系是 液体混合物,利用各组分 挥发度的不同实现分离。吸收处理的物系是 气体混合物,利用各组分 溶解度的不同实现分离。.精储操作的依据是体系中各组分的挥发度不同。实现精储操作的必要条件是塔顶液体回流和塔底上升蒸气流。.气液两相呈平衡状态时，气液两相温度 ,液相组成 气相组成。.用相对挥发度a表达的气液平衡方程可写为 y=ax/1+（a-1）x。根据a的大小，可用来判断某混合液是否能用蒸储方法来分离以及分离的难易程 坛，若a =1,则表示不能用普通精储方法分离

17、该混合物。.在精储操作中，若降低操作压强，则溶液的相对挥发度 ,塔顶温度,塔釜温度,从平衡角度分析对该分离 过程。.某两组分体系，相对挥发度a=3,在全回流条件下进行精储操作，对第 n、n+1两层理论板（从塔顶往下计），若已知yn = 0.4 ,则yn + 1= 。全回流操作通常适用于 精储的开工阶段 或 实验研究。.精储和蒸储的区别在于皿迨；平衡蒸储和简单蒸储的主要区别在于 蒸储方式不同。.精储塔的塔顶温度总是低于塔底温度，其原因是塔顶易挥发组分含量高和 塔底压力高于塔顶。.在总压为101.33kPa,温度为85c下，苯和甲苯的饱和蒸气压分别为p；113.6kPa、pB46kPa,则相对挥发

18、度a=2.46 ,平衡时液相组成Xa 0.89 , 气相组成为 y； .某精储塔的精储段操作线方程为 y 0.72x 0.275,则该塔的操作回流比为2.57 ,微出液组成为0.98。.最小回流比的定义是 ,适宜回流比通常取为 （1.1-2 ） Rin。.精储塔进料可能有5种不同的热状况，当进料为气液混合物且气液摩尔比为2: 3时，则进料热状况q值为3/5。.在某精微塔中，分离物系相对挥发度为2.5的两组分溶液，操作回流比为3,若测得第2、3层塔板（从塔顶往下计）的液相组成为x2 0.45、X3 。4流出液组成Xd为0.96 （以上均为摩尔分率）,则第3层塔板的气相莫弗里效率为 Emv=。.在

19、精储塔设计这，若保持 F、Xf、q、D不变，若增加回流比R,则Xd, xw, L/V。.在精储塔设计中，若 F、Xf、Xd、Xw及R一定，进料由原来的饱和蒸气改为饱和液体，则所需理论板数Nt。精微段上升蒸气量V、下降7体量L;提微段上升蒸气量V ,下降液体量L。.操作中的精微塔，增大回流比，其他操作条件不变，则精储段液气比L/V,提储段液气比L/V , Xd,xw 0.操作中的精微塔保持F、Xf、q、V不变，若釜液量 W增加，则Xd, Xw, L/V。.在连续精储塔中，若Xf、Xd、R、q、D/F相同，塔釜由直接蒸汽加热改为间接蒸汽加热，则所需理论板数Nt, X.恒沸精流与萃取精储的共同点是

20、原理相同。两者的主要区别是 萃取精储不与原料液形成恒沸液 和。第7章吸收一、选择题.吸收操作的依据是（B）。A、挥发度差异B、溶解度差异C、温度差异 D密度差异.在逆流吸收塔中，增加吸收剂用量，而混合气体的处理量不变，则该吸收塔中操作线方程的斜率会（A ）A、增大 B 、减小 C 、不变 D 、不能确定.在吸收系数的准数关联式中，反映物性影响的准数是（ B ）A ShB 、ReC 、Ca D 、Sc.已知SO水溶液在三种温度t1、t2、t3下的亨利系数分别为 E1=0.35kPa、G=1.1kPa、E=0.65kPa WJ （ A ）。10A、tlt2 C、t3 t25.在吸收塔中，随着溶剂温

21、度升高，气体在溶剂中的溶解度将会（ C ）A、增加 B 、不变 C、减小 D、不能确定6.下述说明中正确的是（D ）AD用水吸收氨属液膜控制常压下用水吸收二氧化碳属难溶气体的吸收，为气膜阻力控制用水吸收氧属难溶气体的吸收，为气膜阻力控制用水吸收二氧化硫为具有中等溶解度的气体吸收，气膜阻力和液膜阻力都不可忽略.下述说法错误的是（B ） 0A、溶解度系数H很大，为易溶气体G亨利系数E值很大，为难溶气体.扩散系数皿物质重要的物理性质之一，A、扩散质和扩散介质的种类BC、体系的压力B、亨利系数E值很大，为易溶气体D 、相平衡系数m值很大，为难溶气体卜列各因数或物理量与扩散系数无关的是 （ D ）、体系

22、的温度D、扩散面积9.吸收塔的操作线是直线，主要基于如下原因（A、物理吸收B、化学吸收D ）。C、高浓度物理吸收D、低浓度物理吸收.吸收操作的作用是分离（A ）。A、气体混合物 B、液体混合物 C、互不相溶的液体混合物D、气液混合物.通常所讨论的吸收操作中，当吸收剂用量趋于最小用量时，则下列那种情况正确（ D ）A、回收率趋向最高 B、吸收推动力趋向最大G操作最为经济 D 填料层高度趋向无穷大.根据双膜理论，吸收质从气相主体转移到液相主体整个过程的阻力可归结为（C）。A、两相界面存在的阻力 B、气液两相主体中的扩散的阻力G 气液两相滞流层中分子扩散的阻力D、气相主体的涡流扩散阻力.根据双膜理论

23、，当被吸收组分在液体中溶解度很小时，以液相浓度表示的传质总系数KL（ B ）A、大于液相彳专质分系数k L B、近似等于液相传质分系数k LC、大于气相传质分系数k G D 、近似等于气相传质分系数k G.对某一汽液平衡物系，在总压一定时，温度升高，则亨利系数（ B ）A、变小 R增大 G不变 D不确定.吸收是分离（A ）混合物的化工单元操作，其分离依据是利用混合物中各组分（ E ）的差异A、气体B、液体 C、固体D、挥发度 E、溶解度 F、温度.为使吸收过程易于进行，采取的措施是B oA、加压升温B、加压降温C、减压升温 D 、减压降温.吸收速率方程式中各吸收系数之间的关系是（ A ）。A（

24、Kg）-1 =（kG）-1 +（H A） -1 B、（Kg） -1 =（H kc） -1 + （，）-1G（Kg）-1 =（kG）-1 +（m h） -1D 、（KG） -1 =（m kc） -1 + （h） -1.根据双膜理论，在气液接触界面处（ D ）。A p i = c iB、 p i c iC、p i p i = c i/H.物质在空气中的分子扩散系数随压强的增大而（ C ）,随温度的升高而（A ）A、增大 B、不变 C、减小 D、无法判断.根据双膜理论，在气液接触界面处（ D ）。A、气相组成小于液相组成B、气相组成大于液相组成G气相组成等于液相组成 D气相组成与液相组成平衡11.为

25、使操作向有利于吸收的方向进行，采取的措施是（ C ）。A、加压和升温B 、减压和升温C、加压和降温D、减压和降温.吸收是分离（A ）混合物的化工单元操作，其分离依据是利用混合物中各组分（E ）的差异。A、气体B、液体 C、固体D、挥发度 E、溶解度F、温度.对难溶气体的吸收过程，传质阻力主要集中于（ B ）。A、气相一侧 B、液相一侧 C、气液相界面处 D、无法判断.在吸收过程中，（ C）将使体系的相平衡常数 m减小。A、加压和升温B 、减压和升温C、加压和降温D 、减压和降温.对易溶气体的吸收过程，传质阻力主要集中于（ A ）。A、气相一侧 B、液相一侧 C、气液相界面处 D、无法判断.实验

26、室用水吸收空气中的二氧化碳，基本属于（ B ）吸收控制，其气膜阻力（ B ）液膜阻力。A、汽月MR液膜 C、共同作用 D、无法确定A、大于 B、小于 C、等于 D、无法确定.在双组分理想气体混合物中，组分 A的扩散系数是（C ）。A、组分A的物质属性 B、组分B的物质属性 G系统的物质属性 D、仅取决于系统的状态.含低浓度溶质的气液平衡系统中，溶质在气相中的摩尔组成与其在液相中的摩尔组成的差值为（ D ）。A、负值 B 、正值 C 、零D、不确定.某吸收过程，已知气膜吸收系数 kY为2kmol/ （m2.h）,液膜吸收系数kx为4 kmol/ （ni.h）,由此判断该过程为（ D ）。A、气膜

27、控制 B、液膜控制.C、不能确定 D、双膜控制.含低浓度溶质的气体在逆流吸收塔中进行吸收操作，若进塔气体的流量增大，其他操作条件不变，则对于气膜控制系统，起出塔气相组成将（ A ）。A、增加B 、减小 C 、不变 D 、不确定.含低浓度溶质的气体在逆流吸收塔中进行吸收操作，若进塔液体的流量增大，其他操作条件不变，则对于气膜控制系统，起出塔气相组成将（ B ）。A、增加B、减小C 、不变 D 、不确定.在吸收操作中，吸收塔某一截面上的总推动力（以气相组成表示）为（ A ）。A, Y-Y* B、Y*-Y C 、Y-Yi D 、Yi-Y.在逆流吸收塔中，吸收过程为气膜控制，若将进塔液相组成X2增大，

28、其它操作条件不变，则气相总传质单元数Nbca （ C ）,气相出口浓度将（A ）0A、增加B 、减小C 、不变 D 、不确定.在逆流吸收塔中当吸收因数 A1,且填料层高度为无限高时，则气液平衡出现在（ C ）。A、塔顶 B 塔上部C、塔底 D、塔下部.在逆流吸收塔中，用纯溶剂吸收混合气中的溶质，平衡关系符合亨利定律。当将进塔气体组成Yi增大，其他操作条件不变，起出塔气相组成丫2将（A ）,吸收率小（）0A、增加B 、减小 C 、不变 D 、不确定二、填空题.在吸收单元操作中，计算传质单元数的方法很多，其中，采用对数平均推动力法计算总传质单元数法的前提条件是 。.吸收操作是吸收质从 气相转移到液

29、相的传质过程。在吸收操作中压力 增大，温度降低将有利于吸收过程的进行。.吸收是指混合气体中某些组分在气液相界面上的溶解、在气相和液相内由浓度差推动的传质过程的化工单元操作。.逆流吸收操作中，当气体处理量及初、终浓度已被确定，若减少吸收剂用量，操作线的斜率将减小，其结果是使出塔吸收液的浓度,而 吸收推动力相应。.用亨利系数E表达的亨利定律表达式为 .在常压下,20 C时，氨在空气中的分压为69.6mmHg,与之平衡的氨水浓度为10（kg NH12(100kg)、O).此时亨利系数E=，相平衡常数m= .对于难溶气体，吸收时属于液膜控制的吸收,强化吸收的手段是减小液膜阻力。.吸收操作中，温度不变，

30、压力增大，可使相平衡常数 ，传质推动力。.某气体用水吸收时，在一定浓度范围内，其气液平衡线和操作线均为直线，其平衡线的斜率可用常数表示，而操作线的斜率可用表小0.吸收是指用液体吸收剂吸收气体 的过程,解吸是指 用液相中的吸收质向气相扩散 的过程。.溶解度很大的气体，吸收时属于 气膜控制,强化吸收的手段是 减小气膜阻力。.在气体流量，气相进出口组成和液相进口组成不变时，若减少吸收剂用量，则传质推动力将 ,操作线将 平衡线。.吸收因数A可以表示为,它在Y X图上的几何意义是 .在一逆流吸收塔中，若吸收剂入塔浓度下降，其它操作条件不变，此时该塔的吸收率 ,塔顶气体出口浓度 。.在低浓度难溶气体的逆流

31、吸收塔中，若其他条件不变而入塔液体量增加，则此塔的液相传质单元数N(l)将,而气相总彳质单元数Ndca,气体出口浓度y (a)将。.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(增加、减少、不变)。.在一逆流吸收塔中，吸收剂温度降低，其它条件不变，此时塔顶气体出口浓度 出塔溶液组成.对易溶气体的吸收过程，阻力主要集中于 气膜18.若传质总系数与分系数之间的关系表示为 ,则其中的,表示吸收质通过气膜的传递阻力(气膜阻力),当液膜阻力项可以忽略Kg HkL kGkG时表示该吸收过程为气膜控制o19.若传质总系数与分系数之间的关系表示为Kl- 上，则其中

32、的 工表示液膜阻力，当气膜阻力项可以忽略时表示该吸收过程为液膜控制。kL kGkL.传质单元数Mg反映吸收过程的难度，分离任务所要求的气体组成变化越大，过程的平均推动力越处,所需的传质单元数Nog越大。.在填料塔中用水吸收氨。欲提高吸收速率，增大 液相的流量比增大另一相的流量更有效。.在低浓度溶质的气液平衡系统，当总压操作降低时，亨利系数E将,相平衡常数m将,溶解度系数H将。.亨利定律表达式p* Ex,若某气体在水中的亨利系数 E值很小，说明该气体为 易溶气体。.亨利定律表达式p* -c,若某气体在水中的溶解度系数 H值很大，说明该气体为 易溶气体。 H.在吸收过程中，Ky和ky是以YA-YA

33、呻口 yA-yAi为推动力的吸收系数、它们的单位是 kmol/(m2*s)。.若总吸收系数和分吸收系数间的关系可表示为 ,其中,表示气膜阻力,当液膜阻力项可忽略时，表示该过程为气膜控制。KgkG HkLkG.在1atm、20c下某低浓度气体被清水吸收，若气膜吸收系数kG 0.1kmol/( m2.h.atm),液膜吸收系数为kL 0.25kmol/(m2.h.atm),溶质的溶解度系数H 150kmol/(m3.atm),则该溶质为易溶气体、气相总吸收系数 Ky kmol/(m2.h)。. 一般而言，两组分A、B的等摩尔相互扩散体现在 蒸储单元操作中、而组分A在B中单向扩散体现在 吸收单元操作

34、中。.在吸收过程中，若降低吸收剂用量，对气膜控制体系，体积吸收总系数Ky值将,对液膜控制物系，体积吸收总系数 Ky值将,.双膜理论是将整个相际传质过程简化为经由两个流体停滞膜层的分子扩散过程、而相界面处及两相主体中均无传质阻力存在。.吸收塔的操作线方程和操作线是通过 物料衡算得到的、它们与 系统的平衡关系、操作条件和 设备结构形式等无关。.在吸收过程中，若减小吸收剂的用量，操作线的斜率 必，吸收推动力。.在吸收过程中，物系平衡关系可用 Y* mX表示，最小液气比的计算关系式()min= (Y1-Y2)/(Y1/m-X2)。.某吸收过程，用纯溶剂吸收混合气体中的溶质组分A,混合气进塔组成为0.1

35、 ,出塔组成为0.02 (均为摩尔比)，已知吸收因数A为1,若该吸收过程所需理论板数为4层，则需传质单元数为。13第9章萃取、选择题.与单级萃取相比，如溶剂比、萃取比、萃取相浓度相同，则多级逆流萃取可使萃余分率（ B ）。A、增大； B、减小； C、基本不变； D、增大、减小均有可能。.在B-S部分互溶的单级萃取过程中，若加入的纯溶剂量增加而其他操作条件不变，则萃取液浓度y/ （ C ）。A、增大B、减小C、不变D变化趋势不确定.以下不属于萃取相平衡关系的曲线为（ B ）。A溶解度曲线B、操作线 C、联接线 D 、分配曲线.在进行萃取操作时，应使（ C ）。A、分配系数大于1 B 、分配系数小

36、于1C、选择性系数大于1D 、选择性系数小于1.在RS部分互溶物系中加入溶质A,将使B、S互溶度（A ）;降低操作温度，B、S互溶度将（B ）A、增大B、减小 C、不变D、无法判断.对R S部分互溶物系进行单级萃取，若原料液量及组成不变，而萃取剂S的量增加时，萃取相组成（），萃取液组成（）A、增大B、减小C 、不变D、无法判断.在萃取过程中，若F代表原料液量，S代表萃取剂量，M代表混合液量，E代表萃取相量，R代表萃余相量，则（B ）A、F+R=M B、F+S=M C、F+E=M D、S+E=M . 、. - - . . . . 、 . 、 . . 一 、 、. . .在萃取过程中，若F代表原料

37、液量，S代表萃取剂量，E代表萃取液量，R代表萃余液量，则有（C ）。A、S+R =F B、E +S=F C、R +E =F D、S+E -R.在单级萃取中，在保持原料液组成 Xf及萃余相组成Xa不变的条件下，用含有少量溶质 A的萃取剂代替纯溶剂，则萃取相组成 yA将（B ）, 萃取液与萃余液量E /R的比值将（A ）0A、增大B 、不变 C 、降低 D 、不一定.用萃取剂S对A、B混合放进行单级萃取，当萃取剂用量加大时（F、Xf保持不变），则所得萃取减的组成y人将（D ）,萃取率将（）A、增大.B 、减小 C 、不变 D 、不一定.对于一定的物系，影响萃取分离效果的主要因素是（ A ）与（ D

38、 ）。A、温度B 、原料液量F C 、萃取剂量SD溶剂比S/F二、填空题.稀释剂B与萃取剂S的互溶度愈大，操作温度愈应，两相区面积就愈上，愈不利于萃取分离。.在萃取塔实验中，维持塔内两相界面稳定的较好一种方法是 .在多级错流萃取过程的计算中，每使用一次平衡关系（即联结线）,说明需要增加一理论级数。.三角形坐标图上任一边上的点代表一个 2元混合液组成点，三角形内的任一点代表一个 3元混合液组成点，三角形的任一顶点代表一个 1 组成点，.在多级逆流萃取中，欲达到同样的分离程度，溶剂比愈大则所需理论级数愈20.萃取是利用原料液中各组分在萃取剂中溶解度的差异、实现原料液中各组分一定程度的分离的过程。.

39、在单级萃取器中用纯溶剂S提取两组分混合液中的组分 A,测得萃取相和萃余相中组分 A的质量分率分别为0.39和0.20。操作条件下B与S 可视为不互溶，则组分 A的分配系数kA=185,溶剂的选择性系数B =。.萃取操作中，稀释剂与萃取剂的互溶度愈 小，选择性系数B愈 太，得到的萃取液组成愈 X。.萃取剂S与稀释剂的B的互溶度愈小，分层区面积愈 大，可能得到的萃取液的最高组成 ymax愈上。.若萃取相和萃余相在脱溶剂后具有相同的组成，并且等于原料液的组成，则说明萃取剂的选择性系数B=_Jo.当萃取剂的用量为最小时，将出现某一操作线和联结线相最合的情况：此时所需的理论级数为无穷多。.选择萃取剂应考

40、虑的主要因素有 较强的溶解能力、较高的选择性、与易于回收。14.萃取中根据两相接触方式的不同，分为 分级接触式和连续接触式；根据加料方式的不同，级式萃取又分为 单级萃取、多级错流接触萃取和多级 逆流接触萃取。.多级错流萃取的特点是 、传质推动力大、和溶剂用量多。.多级逆流萃取的特点是 壁、传质平均推动力大、分离效率高 和溶剂用量较少。.为提高萃取分离效果，分散相应选择 与 的液相。第10章干燥、选择题.温度为to湿度为H0,相对湿度为小0的湿空气经过间壁蒸汽加热的预热器后，空气的温度为t1,湿度为H,相对湿度为小1则（ B ）A、 H1HB、人1 C 、H 小 1.已知湿空气的下列哪两个参数，

41、利用 HI-1图可以查得其它未知参数（C ）。A、水汽分压P,湿度H B 、露点td,湿度HC、湿球温度t w,干球温度t D、始I ,湿球温度t w.湿空气通过换热器预热时，该过程的经历为（ B ）。A、等始过程 B、等相对湿度过程 C、等温过程D、等湿度过程.空气的饱和湿度Hs是湿空气的如下参数的函数：（A ）。A、总压及干球温度；B、总压及湿球温度C、总压及露点D 、湿球温度及燃.已知湿空气的下列哪两个参数，利用 t-H图或H-I图，可以查得其他未知参数（ A） 0A、（t w ,t） B、（t d ,H） C 、（p ,H） D 、（I ,t W.对于一定干球温度的空气，当其相对湿度愈

42、低时，其湿球温度 （ A ） 0A、愈高 B、愈低 C 、不变 D、不一定，尚与其它因素有关。.对湿空气的预热过程，随温度的提高空气的湿度 （B ），相对湿度（C ），始值LA ） 0A、增大 B 、不变 C 、减小 D 、无法判断.物料中的水分超过X的那部分水分称为（ D ）。A、平衡水分 B、结合水分 C 、非结合水分 D、自由水分.在湿空气的H-1图上，已知湿空气的两个参数（ B）,即可确定湿空气的状态点。A、 H和 td B、t 和 tW C、 p和 H D、 I 和 tW.在等始干燥过程中，湿空气的温度（ C ）,湿空气的湿度（A ）,湿空气的相对湿度（ A ）。A、增加 B 、不变

43、 C 、降低 D、无法判断.露点是指湿空气在（ B ）达到饱和时的温度。A、等温增湿B、等湿降温C、等湿升温 D、等温减湿.已知湿空气的如下两个参数，便可确定其它参数（ C ）。A、H,p B 、H,td C、H,t D、I,tas.湿空气在预热过程中不变的参数是（ D ）。A、始 B 、相对湿度 C 、湿球温度D、露点.当空气的相对湿度小=60%寸，则其三个温度t干球温度、tw湿球温度、td露点之间的关系为（ B ）。A、t=t w=tdB 、tt Wt dC、t t wt w=t d.物料的平衡水分一定是（ A ） 0A、结合水分B、非结合水分C、临界水分D 、自由水分.同一物料，如包速阶

44、段的干燥速率加快，则该物料的临界含水量将15A、不变 B 、减小 C 、增大D 、不一定.已知物料的临界含水量为0.18 （干基，下同），现将该物料从初始含水量0.45干燥至0.12,则干燥终了时物料表面温度A tw B、 tw C 、 td.利用空气作介质干燥热敏性物料，且干燥处于降速干燥阶段，欲缩短干燥时间，则可采取的最有效的措施是（ B ）。A、提高干燥介质的温度B、增大干燥面积，减薄物料厚度C、降低干燥介质的相对湿度D 、提高空气的流速.在干燥操作中，常根据物料中所含的水分被除去的难易程度而划分为结合水分和非结合水分,还可根据物料中所含水分在一定条件下能否用对流干燥的方法将其除去划分为 平衡水分和自由水分。.如图是干燥速率曲线，图中 AB段称为干燥的预热阶段，BC段称为恒速干燥阶段,CD改称为降速干燥阶段。.干燥是指利用热能使湿物料中的湿分汽化，并排出生成的蒸汽，以获得湿含量达到要求的产品的化工单元操作。.湿空气经预热后相对湿度小将 隆低。对易龟裂的物料，常采用 的方法来控制进干燥器的小值。 干燥操作的必要条件是 物料表面