2026年化工工艺流程图试题及答案

2026年化工工艺流程图试题及答案1.（单选）图1为年产30万吨乙烯装置的脱甲烷塔系统工艺图，塔顶冷凝器E-301采用-101℃乙烯冷剂，塔釜再沸器E-302采用0.3MPa低压蒸汽。若塔顶气相流量为580kmol·h⁻¹，其中甲烷摩尔分数0.96，乙烯0.04，冷凝器热负荷为4.8×10⁶kJ·h⁻¹，求乙烯冷剂循环量（kg·h⁻¹）。已知乙烯在-101℃汽化潜热340kJ·kg⁻¹，忽略热损失。A.1.25×10⁴ B.1.41×10⁴ C.1.55×10⁴ D.1.68×10⁴答案：B解析：冷凝器热负荷全部由乙烯冷剂汽化吸收，Q=m·Δh，m=Q/Δh=4.8×10⁶/340≈1.41×10⁴kg·h⁻¹。选项B正确。2.（单选）图2所示苯乙烯装置中，乙苯脱氢反应器R-401为两段径向流反应器，第一段出口温度580℃，第二段出口温度630℃。若采用图3所示的“高温出料—蒸汽过热”换热网络，第二段出口气先过热2.1MPa饱和蒸汽至550℃，再与第一段进料换热。已知第二段出口气流量为4.5×10⁴kg·h⁻¹，比热容2.15kJ·kg⁻¹·K⁻¹，求蒸汽过热段所需换热面积。总传热系数K=0.35kW·m⁻²·K⁻¹，对数平均温差ΔT_m=132K。A.185 B.210 C.245 D.275答案：C解析：Q=m·c_p·ΔT=4.5×10⁴×2.15×(630-580)=4.84×10⁶kJ·h⁻¹=1.34×10³kW；A=Q/(K·ΔT_m)=1.34×10³/(0.35×132)≈245m²。3.（多选）图4为丙烯腈装置急冷塔T-501流程，塔顶设两段循环水喷淋，塔底设空气鼓风冷却。下列措施可同时降低塔顶丙烯腈损失率与塔底聚合物生成量的是：A.将塔顶循环水pH由6.5调至4.0 B.在塔底通入微量SO₂抑制自由基 C.把塔顶喷淋密度提高15% D.把塔底温度由75℃降至65℃答案：B、D解析：酸性环境加速氰醇水解，A反而增加损失；提高喷淋量可捕集更多丙烯腈，但塔底液相停留时间延长，聚合物增加，C矛盾；SO₂为自由基捕获剂，B有效；降温减慢聚合，D有效。4.（填空）图5所示甲醇合成回路中，循环机C-601入口设有分子筛干燥器D-601，其再生流程采用“加热-吹冷”两阶段：加热阶段用2.5MPa、280℃合成气吹扫，吹冷阶段用0.3MPa、40℃合成气。若加热阶段出口气经水冷器E-602冷却至40℃后进入分离罐V-602，测得V-602液相水含量为1280kg·h⁻¹，气相水含量为0.7mol%，气相流量为1.2×10⁴kmol·h⁻¹，则分子筛干燥器在加热阶段脱水量为____kg·h⁻¹。答案：1280+0.007×1.2×10⁴×18=1280+1512=2792kg·h⁻¹解析：液相水即脱附量主体，气相水以摩尔分数换算质量，合计2792kg·h⁻¹。5.（判断）图6为乙二醇装置环氧乙烷水合反应器R-701，采用管壳式固定床，壳程走冷却水。图中将冷却水出口温度设计为135℃，可直接进入低压蒸汽管网回收热量。该设计合理。（）答案：错误解析：常压蒸汽饱和温度仅100℃，135℃冷却水无法产生低压蒸汽，反而需降压闪蒸，流程错误。6.（简答）图7给出煤制天然气甲烷化单元，共三段绝热反应器，段间设蒸汽发生器。请阐述为何第三段出口气经锅炉给水预热器后再进入最终冷却器，而不是直接冷却。答案：第三段出口气温度约300℃，直接冷却浪费高品位热。先预热锅炉给水（105℃→180℃）可回收热量0.82MW，用于副产0.5MPa饱和蒸汽1.4t·h⁻¹，提高全厂蒸汽自给率3.1%；同时降低最终冷却器负荷，减少循环冷却水用量65m³·h⁻¹，降低泵功耗22kW，综合能耗下降1.8%。7.（计算）图8所示己二酸装置中，硝酸氧化反应器R-801为强放热液相反应，采用外循环冷却。已知循环量800m³·h⁻¹，密度1.08t·m⁻³，比热容3.1kJ·kg⁻¹·K⁻¹，循环液经换热器E-801由55℃冷却至35℃，冷却水由25℃升至45℃。求冷却水用量（t·h⁻¹）及E-801所需面积。总传热系数K=1.2kW·m⁻²·K⁻¹。答案：Q=800×1.08×3.1×(55-35)=5.35×10⁴MJ·h⁻¹=1.49×10⁴kW冷却水m=Q/(c_p·ΔT)=5.35×10⁴/(4.18×20)=640t·h⁻¹ΔT_1=55-45=10K，ΔT_2=35-25=10K，ΔT_m=10KA=Q/(K·ΔT_m)=1.49×10⁴/(1.2×10)=1240m²8.（流程改错）图9为PTA装置加氢反应器R-901流程，图中将高压分离器V-901顶部尾气经压力控制阀PCV-901直接排入低压火炬系统。指出错误并给出改进方案。答案：高压尾气（7.2MPa，含H₂92%）直接泄压造成高压氢浪费且火炬负荷大。应增设“尾气—原料气”透平-压缩机机组：尾气先膨胀至1.5MPa，回收轴功280kW，驱动新氢压缩机；膨胀后气体进入PSA回收氢，回收率88%，返回压缩机入口，全装置氢耗下降5.4kg·t⁻¹PTA，年效益420万元。9.（综合设计）某企业拟在图10所示异丙苯装置中增设一“苯酚丙酮联产”单元，要求以异丙苯过氧化氢（CHP）为原料，采用树脂催化分解工艺。请根据下列信息完成带控制点的工艺流程图（文字描述）并给出关键设备选型：（1）分解反应为强放热液相反应，ΔH=-210kJ·kg⁻¹CHP，允许温升≤12℃；（2）产物含苯酚45%、丙酮30%、水20%、其他5%，需立即中和酸性；（3）系统操作压力0.15MPa，温度65℃；（4）装置规模6万吨苯酚·年⁻¹，年操作8000h。答案：流程描述：CHP自贮罐T-100经流量控制阀FIC-101与循环丙酮按1:4质量比混合，进入管壳式分解反应器R-101（材质316L，φ1200×8000，列管φ25×2.5，共1800根），壳程走冷却水（32℃→38℃），控制出口温度65℃；反应器出口立即与2%NaOH溶液在静态混合器M-101中和至pH7.5，进入分层器V-101；有机相经泵P-101送至丙酮塔T-201（浮阀塔，40块，塔径1.6m），塔顶得99.8%丙酮，部分回流，部分作循环溶剂；塔釜苯酚水溶液进入苯酚塔T-202（填料塔，规整填料25m，塔径1.8m），塔顶馏出含水苯酚共沸物，经倾析器V-201分层后有机相回流，水相去废水汽提；塔釜得99.9%苯酚，经树脂吸附器D-201脱色后送成品罐。关键设备：R-101换热面积需850m²，K=0.8kW·m⁻²·K⁻¹；T-201再沸器E-201采用0.5MPa蒸汽，热负荷2.1MW；T-202真空操作700mmHg，冷凝器E-202用循环水，面积320m²。10.（计算）图11为氯碱装置淡盐水脱氯塔T-1101，采用空气吹脱法。塔径2.2m，填料高6m，比表面积250m²·m⁻³，操作压力0.12MPa，温度45℃。入口淡盐水含游离氯0.8g·L⁻¹，流量120m³·h⁻¹，要求出口≤0.05g·L⁻¹。已知空气流量为理论最小值的1.8倍，气相传质单元高度H_OG=0.42m，求所需空气量（Nm³·h⁻¹）及出口游离氯浓度是否达标。答案：脱氯量=120×(0.8-0.05)=90kg·h⁻¹平衡关系y=1.2x，最小气液比(G/L)_min=1/1.2=0.833实际G/L=1.8×0.833=1.5空气量G=1.5×120=180m³·h⁻¹（液相），换算Nm³·h⁻¹：180×(273/318)=154Nm³·h⁻¹传质单元数N_OG=(x_in-x_out)/Δx_lm=(0.8-0.05)/0.21=3.57填料高度Z=H_OG·N_OG=0.42×3.57=1.5m＜6m，富裕度大，出口可达0.02g·L⁻¹，达标。11.（多选）图12为BDO装置BYD反应器R-1201循环回路，循环液经旋风分离器S-1201除催化剂，再经换热器E-1201冷却。下列情况会导致催化剂损失超标的是：A.S-1201入口速度低于设计值12m·s⁻¹ B.E-1201管程内漏，循环液窜入冷却水侧 C.循环泵P-1201密封水压力高于泵出口0.3MPa D.反应器床层膨胀高度超过扩大段答案：A、B、D解析：速度低离心力不足，A致催化剂带出；内漏造成液相突然降压闪蒸，催化剂穿透，B致损失；膨胀高催化剂易被气流夹带，D致损失；密封水压力高仅影响机封，与催化剂无关，C不选。12.（填空）图13为醋酸乙烯装置固定床反应器R-1301，采用醋酸蒸发-乙烯混合进料。蒸发器E-1301用0.4MPa蒸汽加热，醋酸流量15t·h⁻¹，蒸发潜热390kJ·kg⁻¹，求蒸汽耗量（t·h⁻¹）。若蒸汽潜热2200kJ·kg⁻¹，则冷凝水量为____t·h⁻¹。答案：蒸汽耗量=15×390/2200=2.66t·h⁻¹；冷凝水量=2.66t·h⁻¹。13.（判断）图14为聚乙烯装置高压循环气冷却器E-1401，循环气压力280MPa，温度80℃，走管程；冷却水走壳程。设计将管程材质定为20G碳钢即可满足强度要求。（）答案：错误解析：280MPa远超20G许用应力，需采用高强合金钢如34CrMo4，经超声检测Ⅰ级合格。14.（简答）图15为合成氨装置CO变换炉R-1501，采用两段宽温变换。请说明为何第二段出口气经废热锅炉产汽后，还要设置“热水循环”换热器，而不直接进低压锅炉给水预热器。答案：变换气在第二段出口约250℃，若直接预热低压锅炉给水（105℃），传热温差大，㶲损失高；增设“热水循环”回路（160℃→200℃）可将高品位热先用于驱动热水透平发电160kW，再作为低温变换段入口热源，实现能量梯级利用，全厂发电量增加1.2%，综合能耗下降0.9%。15.（计算）图16为丙烯酸装置尾气催化焚烧炉F-1601，尾气含丙烯酸0.3%、丙烯醛0.1%、O₂5%、N₂94.6%，流量8000Nm³·h⁻¹，热值分别为丙烯酸1360kJ·mol⁻¹、丙烯醛1140kJ·mol⁻¹。求焚烧所需天然气（甲烷）补充量（Nm³·h⁻¹），要求炉膛温度850℃，烟气停留2s，热损失5%，空气过剩系数1.15。答案：尾气可燃组分：丙烯酸=8000×0.003/22.4=1.07kmol·h⁻¹，丙烯醛=0.36kmol·h⁻¹总放热Q_1=1.07×1360+0.36×1140=1863MJ·h⁻¹需升温烟气量：理论空气量按反应式计算，总烟气约1.15×(8000+10.5×1.43×100)=1.15×9500=10925Nm³·h⁻¹烟气平均比热1.4kJ·Nm⁻³·K⁻¹，850℃排烟，入口25℃，需热Q_2=10925×1.4×825=12.6×10⁶kJ·h⁻¹扣除尾气放热Q_1，需补充Q=12.6×10⁶-1.86×10⁶=10.74×10⁶kJ·h⁻¹天然气热值35.8MJ·Nm⁻³，考虑5%损失，补充量V=10.74×10⁶/(35.8×10³×0.95)=316Nm³·h⁻¹16.（流程设计）某企业拟对图17所示己内酰胺装置进行节能改造，计划将贝克曼重排反应器R-1701出口高温硫酸铵溶液（165℃，1.2MPa）用于预热己内酰胺粗品（70℃→120℃）。请给出文字版带控制点流程，并计算年节能量。答案：流程：R-1701出口硫酸铵溶液经自控阀TIC-1701进入板式换热器E-1701壳程，出口温度降至115℃；己内酰胺粗品经泵P-1701升压至1.5MPa，走E-1701管程，升温至120℃后进入下一工序真空蒸馏；出口硫酸铵溶液再经循环水冷却器E-1702降至50℃送结晶。设硫酸铵流量45t·h⁻¹，比热容3.3kJ·kg⁻¹·K⁻¹，己内酰胺流量38t·h⁻¹，比热容2.8kJ·kg⁻¹·K⁻¹。换热负荷Q=45×3.3×(165-115)=7.43×10³MJ·h⁻¹己内酰胺需热=38×2.8×50=5.32×10³MJ·h⁻¹＜Q，故以需热为准年节能量=5.32×10³×8000=4.26×10⁷MJ，折标煤1450t，年节省费用116万元。17.（综合计算）图18为全厂蒸汽平衡图，高压蒸汽（HP，9.8MPa，540℃）产量120t·h⁻¹，中压蒸汽（MP，4.0MPa，380℃）消耗85t·h⁻¹，低压蒸汽（LP，0.6MPa，160℃）消耗60t·h⁻¹，另有低低压蒸汽（LLP，0.3MPa，135℃）消耗25t·h⁻¹。设高压缸排汽压力4.0MPa，效率82%，中压缸排汽0.6MPa，效率85%，低压缸排汽0.3MPa，效率88%，凝汽器压力8kPa。求全厂发电功率（MW）及汽轮机排汽干度。答案：HP→MP：等熵焓降Δh_s=3480-3080=400kJ·kg⁻¹，实际Δh=400×0.82=328kJ·kg⁻¹功率P1=120×328=39.4MWMP→LP：Δh_s=3080-2800=280kJ·kg⁻¹，实际Δh=280×0.85=238kJ·kg⁻¹流量=120-85=35t·h⁻¹，P2=35×238=8.33MWLP→LLP：Δh_s=2800-2590=210kJ·kg⁻¹，实际Δh=210×0.88=184.8kJ·kg⁻¹流量=35-60=-25，需补充，故LP段反向，改由MP抽汽60t·h⁻¹直接进LP用户，不发电LLP→凝汽：流量=35+60-25=70t·h⁻¹，Δh_s=2590-2150=440kJ·kg⁻¹，实际Δh=440×0.88=387.2kJ·kg⁻¹P3=70×387.2=27.1MW总发电P=39.4+8.33+27.1=74.8MW排汽干度：8kPa下饱和蒸汽焓2580kJ·kg⁻¹，饱和水焓173kJ·kg⁻¹，实际排汽焓2590-387.2=2202.8kJ·kg⁻¹干度x=(2202.8-173)/(2580-173)=0.84418.（流程优化）图19为丁辛醇装置铑催化氢甲酰化反应器R-1801，原流程将反应热通过外部循环冷却器E-1801移除。拟改为“反应-闪蒸一体化”流程：在反应器顶部设闪蒸段，利用反应热自身汽化部分丁醛，汽相经冷凝后回流，移除热量。请比较两种方案在能耗、催化剂损失、设备投资三方面的优劣。答案：能耗：原方案需循环泵P-1801功率260kW，循环冷却水3200m³·h⁻¹，年耗电208万kWh；新方案无循环泵，节省电量，但需增加闪蒸冷凝器E-1802循环水1200m³·h⁻¹，年节电156万kWh，折128万元。催化剂损失：原方案循环液速高，铑夹带量1.2ppm；新方案闪蒸汽速低，夹带降至0.3ppm，年减少铑损失0.9kg，价值270万元。设备投资：新方案需增加闪蒸段、冷凝器、回流泵，投资增加480万元，静态投资回收期2.1年，内部收益率28%，方案可行。19.（计算）图20为环氧丙烷装置PO精馏塔T-1901，塔顶压力0.15MPa，塔釜压力0.25MPa，塔顶温度35℃，塔釜温度105℃。采用热泵流程，以塔顶气为热泵工质，经压缩至0.6MPa后给塔釜再沸器供热。已知塔顶气流量2.8×10⁴kg·h⁻¹，潜热480kJ·kg⁻¹，压缩机等熵效率75%，求压缩机功率（kW）及性能系数COP。答案：PO塔顶气35℃饱和，0.15MPa，压缩至0.6MPa，等熵出口温度T2s=35+273=308K，(P2/P1)^((γ-1)/γ)=4^0.286=1.55，T2s=308×1.55=477K实际ΔT=477-308=169K，实际ΔT=169/0.75=225K，T2=308+225=533K=260℃压缩机焓升Δh=c_p·ΔT=1.6×225=360kJ·kg⁻¹功率P=2.8×10⁴×360/3600=2