化工类专业模拟试题(有答案)

化工类专业模拟试题(有答案)1.单项选择题（每题2分，共20分）1.1在理想管式反应器（PFR）中进行一级不可逆反应A→B，若进料浓度cA0=2mol·L⁻¹，反应速率常数k=0.35min⁻¹，要求出口转化率xA=0.90，则所需空时τ最接近A.3.0min B.4.2min C.6.6min D.9.5min答案：C解析：PFR一级反应设计式τ=(1/k)ln[1/(1–xA)]=(1/0.35)ln10≈6.58min。1.2某二元理想溶液在80°C下平衡，已知纯组分饱和蒸气压p₁=120kPa，p₂=60kPa，若液相摩尔分数x₁=0.4，则系统总压P为A.72kPa B.84kPa C.96kPa D.108kPa答案：B解析：P=x₁p₁+(1–x₁)p₂=0.4×120+0.6×60=48+36=84kPa。1.3在列管式换热器中，管程走冷却水，壳程走热气体。若将冷却水流量提高一倍，其他条件不变，则总传热系数U的变化趋势为A.基本不变 B.提高约5% C.提高约40% D.提高一倍答案：C解析：水侧传热系数h_i∝u^0.8，流量加倍→u加倍→h_i提高2^0.8≈1.74倍；但壳程气膜热阻仍占主导，综合U提高约40%。1.4对可逆放热反应A⇌B，ΔH<0，为提高平衡转化率，应A.升高温度 B.降低温度 C.提高压力 D.加入惰性气体答案：B解析：放热反应降温使平衡向产物方向移动。1.5某离心泵在额定流量Q=50m³·h⁻¹时扬程H=30m，若管路特性曲线为H=20+0.008Q²（Q单位m³·h⁻¹），则工作点流量为A.25 B.35 C.45 D.55答案：B解析：联立30=20+0.008Q²→Q²=1250→Q≈35.4m³·h⁻¹。1.6在精馏塔设计中，若回流比R从1.5降至1.2，其他不变，则再沸器热负荷A.增大 B.减小 C.不变 D.先增后减答案：B解析：R减小，塔内汽相流量V=(R+1)D减小，再沸器热负荷Q=Vλ随之减小。1.7某气体混合物含CO₂20%（体积），用30°C纯水逆流吸收，亨利常数H=1.8×10³atm。若操作压力为5atm，则液相最大摩尔分数x_CO₂为A.5.6×10⁻⁴ B.1.1×10⁻³ C.2.8×10⁻³ D.5.5×10⁻³答案：A解析：p_CO₂=0.2×5=1atm，x=p/H=1/(1.8×10³)=5.56×10⁻⁴。1.8对非牛顿幂律流体，若稠度系数K=0.8Pa·sⁿ，流动指数n=0.6，则在直径20mm管内平均流速1m·s⁻¹时，管壁剪切速率γ̇为A.200s⁻¹ B.400s⁻¹ C.600s⁻¹ D.800s⁻¹答案：D解析：幂律管内γ̇=8u/d·(3n+1)/(4n)=8×1/0.02×(3×0.6+1)/(4×0.6)=400×2.8/2.4≈800s⁻¹。1.9某反应器出口流股用冷激水直接冷却，若热流股比热容2.2kJ·kg⁻¹·K⁻¹、流量1000kg·h⁻¹，温度从150°C降至50°C，冷激水入口20°C，忽略热损失，则所需水量最接近A.880 B.1100 C.1320 D.1540kg·h⁻¹答案：C解析：Q=1000×2.2×(150–50)=220MJ；水ΔT=30°C，m=220/(4.18×30)≈1.32t·h⁻¹。1.10在催化裂化装置中，若催化剂微孔孔径2nm，则内扩散主要属于A.分子扩散 B.Knudsen扩散 C.表面扩散 D.湍流扩散答案：B解析：孔径<10nm时，分子平均自由程远大于孔径，Knudsen扩散占优。2.多项选择题（每题3分，共15分；每题至少两个正确答案，多选少选均不得分）2.1关于萃取操作中分配系数K与选择性系数β，下列正确的是A.K越大越易分离 B.β越大越易分离 C.β=1时无法分离 D.K与β均无量纲答案：B、C解析：β=(yA/yB)/(xA/xB)决定分离难易；β=1两相组成相同，无法分离；K有单位。2.2在气固流化床中，下列措施可提高床层膨胀比A.提高气速 B.降低颗粒密度 C.增加床高 D.减小粒径答案：A、B、D解析：膨胀比随气速增加、颗粒密度减小、粒径减小而增大，与静床高无关。2.3关于精馏塔板效率，下列说法正确的是A.Murphree板效率可能>100% B.点效率≤1 C.全塔效率一定小于1 D.液沫夹带降低效率答案：B、C、D解析：Murphree效率可因浓度跃迁>100%，但点效率≤1；全塔效率综合各种不可逆因素<1；液沫夹带造成返混降低效率。2.4在反应器网络合成中，对自催化反应A+P→P+P，最优结构通常包含A.全混釜串联 B.循环反应器 C.侧线进料 D.反应精馏答案：B、C、D解析：自催化需保持P浓度，循环或侧线可维持；反应精馏及时移走P推动平衡。2.5关于超临界流体萃取，下列正确的是A.常用CO₂因其临界温度低 B.压力升高溶解度单调增 C.温度升高一定降低溶解度 D.可耦合夹带剂提高选择性答案：A、B、D解析：超临界CO₂临界31°C，近室温操作；压力升高压缩性增强溶解度增；温度升高在高压区可能提高溶解度；夹带剂可调节极性。3.判断题（每题1分，共10分；正确打“√”，错误打“×”）3.1对同一离心泵，若改用密度大20%的液体，则轴功率提高20%。答案：√解析：N∝ρQH/η，Q、H不变，ρ增20%，N增20%。3.2在层流区，球形颗粒沉降速度ut与粒径平方成正比。答案：√解析：Stokes区ut=d²(ρp–ρ)g/(18μ)。3.3对二元理想溶液，若相对挥发度α=1，则不能用普通精馏分离。答案：√解析：α=1气液相组成相同，无法分离。3.4反应器停留时间分布E(t)曲线下面积恒等于1。答案：√解析：定义∫₀^∞E(t)dt=1。3.5对放热反应，采用绝热操作一定导致温度飞升。答案：×解析：若反应速率低或热容大，温升有限。3.6在填料塔设计中，载点气速是操作上限。答案：×解析：泛点才是操作上限，载点为传质区转折点。3.7对同一管路，若管径减半，则层流时压降增大为原来的32倍。答案：√解析：层流ΔP∝1/d⁴，流量不变，d减半→ΔP增2⁴=16倍；但u增4倍，Q=常数，LaminarΔP∝u/d²，综合32倍。3.8催化剂孔径越大，内扩散限制越显著。答案：×解析：孔径大扩散阻力小，限制减弱。3.9对气液反应，八田数Ha>3表示反应主要在液膜内完成。答案：√解析：Ha=√(kL·D)/kL，Ha>3为快反应，液膜内完成。3.10在萃取塔中，若连续相为有机相，分散相为水相，则称为“油包水”体系。答案：×解析：应为水包油（O/W），油包水为W/O。4.计算题（共55分）4.1反应器设计（12分）液相不可逆反应A→B，速率方程–rA=kcA，k=0.45h⁻¹。现有两股进料：一股cA0=2mol·L⁻¹，流量2m³·h⁻¹；另一股cA0=0.5mol·L⁻¹，流量3m³·h⁻¹。两股先混合后进入PFR，要求出口cA≤0.1mol·L⁻¹。求所需PFR体积。解：混合后总流量Q=2+3=5m³·h⁻¹混合浓度cA,mix=(2×2+0.5×3)/5=(4+1.5)/5=1.1mol·L⁻¹PFR设计式：τ=(1/k)ln(cA,in/cA,out)=1/0.45ln(1.1/0.1)=2.222ln11=2.222×2.398=5.33h体积V=Qτ=5×5.33=26.65m³答案：26.7m³4.2精馏塔板数（10分）用McCabe-Thiele法求二元理想精馏所需理论板数。已知：xF=0.4，xD=0.95，xB=0.05（摩尔分数），饱和液体进料，相对挥发度α=2.5，回流比R=1.8Rmin。解：q线垂直x=0.4平衡线y=2.5x/(1+1.5x)交点：x=0.4，y=2.5×0.4/(1+1.5×0.4)=1/(1+0.6)=0.625Rmin=(xD–y)/(y–xF)=(0.95–0.625)/(0.625–0.4)=0.325/0.225=1.444R=1.8×1.444=2.6操作线斜=R/(R+1)=2.6/3.6=0.722，截距xD/(R+1)=0.95/3.6=0.264阶梯作图得理论板数N≈8.2，取9块，进料板第5块。答案：9块，第5块进料4.3换热网络合成（10分）两股热流：H1180→80°C，CP=3kW·K⁻¹；H2150→50°C，CP=2kW·K⁻¹。两股冷流：C130→120°C，CP=2.5kW·K⁻¹；C260→140°C，CP=3kW·K⁻¹。最小允许温差ΔTmin=10°C。用问题表法求最小热公用工程QH,min与夹点温度。解：划分温度区间：热端180,150,80,50；冷端120,140,30,60；修正ΔTmin/2=5°Cshifted热：185,155,85,55shifted冷：125,145,35,65排序：185,155,145,125,85,65,55,35计算热级联：185→155：ΔH=(3+2)×30=150kW155→145：ΔH=3×10–2.5×10=5kW145→125：ΔH=3×20–(2.5+3)×20=60–110=–50125→85：ΔH=3×40–5.5×40=120–220=–10085→65：ΔH=2×20–5.5×20=40–110=–7065→55：ΔH=2×10–3×10=–1055→35：ΔH=0–3×20=–60最大负值–100，QH,min=100kW夹点shifted125°C，实际热125–5=120°C，冷120+5=125°C答案：QH,min=100kW，夹点120/125°C4.4气液吸收塔高（8分）用填料塔逆流吸收SO₂，入口y₁=0.03，出口y₂=0.001，入口x₂=0，液气比L/G=1.2(L/G)min，平衡y=0.8x，KGa=0.8kmol·m⁻³·s⁻¹，P=1atm，G=60kmol·m⁻²·h⁻¹。求填料高度Z。解：(L/G)min=(y₁–y₂)/(y₁/0.8–x₂)=0.029/(0.03/0.8)=0.029/0.0375=0.773L/G=1.2×0.773=0.928操作线斜0.928，过(y₂,x₂)=(0.001,0)x₁=x₂+(G/L)(y₁–y₂)=0+(1/0.928)×0.029=0.0312Δy₁=y₁–0.8x₁=0.03–0.8×0.0312=0.0050Δy₂=y₂–0=0.001Δym=(0.0050–0.001)/ln5=0.004/1.609=0.00249NOG=(y₁–y₂)/Δym=0.029/0.00249=11.65HOG=G/KGa=60/3600/0.8=0.0208mZ=HOG×NOG=0.0208×11.65=0.243m答案：0.24m4.5非理想反应器（8分）用扩散模型描述Peclet数Pe=8的管式反应器，一级反应kτ=3，求出口转化率，并与理想PFR比较。解：扩散模型方程：1/Pe·d²c/dz²–dc/dz–kcτ=0边界条件：z=0,c–1/Pe·dc/dz=1;z=1,dc/dz=0解析解：x=1–c̅=1–4βexp(Pe/2)/[(1+β)²exp(Peβ/2)–(1–β)²exp(–Peβ/2)]β=√(1+4kτ/Pe)=√(1+12/8)=√2.5=1.581代入得x=0.938理想PFR：x=1–e⁻³=0.950差值：0.950–0.938=0.012答案：扩散模型93.8%，理想95.0%，降低1.2%4.6萃取级联（7分）用纯溶剂S逆流萃取AfromB，含A30%的料液100kg·h⁻¹，溶剂比S/F=1.5，要求萃余相xAN≤0.05。平衡数据：yA=0.6xA（质量分数）。求理论级数N。解：操作线：yA,n+1=yA1+(F/S)(xA,n–xA1)xA0=0.30，xAN=0.05，yA1=0F/S=1/1.5=0.667操作线：yA=0.667(xA–0.05)平衡：yA=0.6xA联立：0.6xA=0.667xA–0.0333→0.067xA=0.0333→xA=0.497阶梯作图：x0=0.30→y1=0.667(0.30–0.05)=0.167x1=y1/0.6=0.278y2=0.667(0.278–0.05)=0.152→x2=0.253y3=0.667(0.253–0.05)=0.135→x3=0.225y4=0.667(0.225–0.05)=0.117→x4=0.195y5=0.667(0.195–0.05)=0.097→x5=0.161y6=0.667(0.161–0.05)=0.074→x6=0.123y7=0.667(0.123–0.05)=0.049→x7=0.082>0.05y8=0.667(0.082–0.05)=0.021→x8=0.035<0.05取N=8答案：8级5.综合设计题（20分）某厂拟用甲苯为溶剂，通过萃取+精馏联合流程从含40%苯酚废水（质量分数，下同）中回收苯酚，要求苯酚回收率≥98%，产品苯酚纯度≥99%。已知：1.苯酚-甲苯-水体系在40°C下平衡数据（质量分数）：水相：苯酚0.05，甲苯0.001；有机相：苯酚0.25，甲苯0.74。2.苯酚-甲苯溶液可视为理想体系，常压下相对挥发度α=2.1。3.废水流量5000kg·h⁻¹，操作温度40°C。任务：a.确定单级萃取所需最小溶剂比S/F及实际取1.8倍时的萃余相苯酚含量；b.若采用多级逆流萃取，理论级数取4，求实际溶剂比；c.对有机相进行精馏，塔顶得纯甲苯循环，塔釜得苯酚产品，R=1.5Rmin，求理论板数及进料位置；d.估算整个流程能耗（仅考虑精馏再沸器），苯酚汽化潜热λ=520kJ·kg⁻¹，甲苯λ=360kJ·kg⁻¹，塔顶冷凝器用30°C冷却水，塔釜加热用150°C饱和蒸汽，蒸汽潜热r=2113kJ·kg⁻¹。解：a.单级最小S/F：总苯酚5000×0.4=2000kg·h⁻¹设萃余相苯酚xR，则萃取相苯酚yE=0.25物料衡算：5000×0.4=F·xR+S·yE最小S/F时xR=0.05（平衡）2000=5000×0.05+Smin×0.25→Smin=1750/0.25=7000kg·h⁻¹S/Fmin=7000/5000=1.4实际S=1.8×7000=12600kg·h⁻¹新xR：2000=5000xR+12600×0.25→xR=(2000–3150)/5000→负，不可行，需多级。b.多级逆流4级：用Kremser方程：萃取因子E=KS/F，K=y/x=0.25/0.05=5设S/F=m，E=5m(xF–