化工分离工程第3章答案
3.1—1解①无解；②有唯一解；③多解。
3.1—
2：解
3.1—
3：解
3.1—4解 3.1—5解解：
以100摩尔进料为计算基准。根据题意定甲苯为轻关键组分，异丙苯为重关键组分。从相对挥发度的大小可以看出，二甲苯为中间组分。在作物料衡算时，要根据它的相对挥发度与轻、重关键组分相对挥发度的比例，初定在馏出液和釜液中的分配比，并通过计算再行修正。物料衡算表如下：
组分
进料，f 1
馏出液，d i
釜液，w i
B 20 20 — T 30 35—0.03W
0.003W X 10
1*
9*
C
10040 D 0015
.0 W
0015
.040-*为二甲苯的初定值。
解得 D=50.929，W=49.071 则 d T =29.853，w T =0.147 d C =0.0764，w C =39.924 代入式（3-9）
42
.721.00.1lg 924.390764.0147.0853.29lg =??
? ??????
?????
?? ????? ??=
m N
由N m 值求出中间组分的馏出量和釜液量：
519.021.033.0924.390764.0121.033.0924.390764.01042.742
.7=??? ????? ??+?
?? ????? ???=x d
w x =10-0.519=9.481
由于与初定值偏差较大，故直接迭代重做物料衡算：
组分
进料，f 1
馏出液，d i
釜液，w i B 20 20 — T 30 30—0.03W 0.003W X 10
0.519
9.481
C
10040
D D 0015.0W
D
0015.040-二次解得 D=50.446，W=49.554 则 d T =29.852，w T =0.148 d C =0.0757，w C =39.924 再求N m ：
42
.721.00.1lg 924.390757.0148.0852.29lg =??
? ??????
?
??
??
?? ????? ??=m N
校核d x ：
515.021.033.0924.390757.0121.033.0924.390757.01042.742
.7=?
?? ????? ??+?
??
????? ???=x d
再迭代一次，得最终物料衡算表：
组分 进料，f 1 馏出液，d i
釜液，w i 苯 20 20 — 甲苯 30 29.8513 0.1487 二甲苯 10 0.5150 9.4850 异丙苯
40
0.0757
39.9243
3.2—9解解：
查苯、甲苯、联苯的Antone 方程参数得t KPa)/log(*+-
=C B
A P
A
B
C
苯 6.060395 1225.188
222.155 甲苯
6.086576 1349.15 219.9785 联苯
6.3688
1997.558
202.608
估算塔顶温度88.5℃，则苯、甲苯的饱和蒸汽压分别为130.7702、51.6425KPa ，根据
p p K *
=
求得两者的分配系数分别为1.0059、0.3972。
9947.0)1.0257(3972.01
.0)1.0257(0059.1257=+?++?=∑i i K y
估算侧线采出的温度为137℃，则苯、甲苯、联苯的饱和蒸汽压分别为445.7465、202.8667、
3.0679KPa ，根据
p p K *
=
求得三者的分配系数分别为2.4764、1.127、0.017
01.1)2.04.793(017.02
.0)2.04.793(127.14.79)2.04.793(4764.23=++?+++?+++?=∑i i K y 估算塔釡温度240℃，则甲苯、联苯的饱和蒸汽压分别为1424、71.721KPa ，根据
p p K *
=
求得三
者的分配系数分别为7.12、0.3586。
9965
.08.45.08
.43586.08.45.05.012.7=+?++?=
∑i i x K
苯对甲苯的相对挥发度
359.2127.14764
.23972.00059.11=?=
α 甲苯对联苯的相对挥发度
=
?=
3586.012
.7017.0127.12α36.28
由芬斯克公式
AB
B A m w d w d N αlog /log ?
???????? ????? ??=
可得
（1） 馏出液至进料的级数=?
?? ???=359.2log 1.080260257log )(m R N 7.7 （2） 进料至侧线采出的级数=-?
?? ???=
7.7359.2log 1.04.793257log N 5.3
（3） 侧线采出至塔釡级数=?
?? ???=
28.36log 2.08.45.04.79log N 2.3
3.3—10解解：
设萃取精馏塔有足够的溶剂回收段，馏出液中苯酚含量0≈，
①脱溶剂的物料衡算：
1,1,1
Fz x W x D w D =''+'' ；F W D ='+'
代入已知条件 20001.0992.0='+'W D ；400='+'W D
解得5927.199='
D 4073.200='W
②计算平均相对挥发度(α12)S ：
由文献中查得本物系有关二元Wilson 方程参数（J/mol ） 8736.2691112=-λλ 2944.7842212=-λλ
8134.1528111=-λλs 8834
.87831=-ss s λλ
8068
.137222=-λλs
6918
.32852=-ss s λλ
各组分的安托尼方程常数：
组分 A B C 正庚烷
6.01876
1264.37 216.640 甲苯 6.07577
1342.31 219.187
苯酚
6.05541
1382.65
159.493
C t B
A p s +-
=log , t :℃ ; p s : kPa
各组分的摩尔体积（cm3 / mol ）:
47
.1471=v ,
85
.1062=v ,
14
.83=s v
用简化法计算萃取精馏是假定各塔板溶剂的浓度不变。
先假设塔板上溶剂浓度0.61（摩尔分数），然后用用溶剂量验证假设是否正确。
假设在溶剂进料板上正庚烷和甲苯的液相相对含量等于馏出液含量，则x 1=0.3861，x 2=0.0039，x S =0.61。经泡点温度的试差得：
(α12)S
＝ s s s p r p r ?
???
??2211＝452.1193067.1325.1671183.2??= 2.27
泡点温度为116.51 ℃
同理，假设塔釡上一板液相中正庚烷和甲苯的液相相对含量为釡液脱溶剂含量，且溶剂含量不变，则
x 1=0.0045，x 2=0.4455，x S =0.55。经泡点温度的试差得：
(α12)S ＝52.2094137.132
.2861538.3??= 3.04
泡点温度为138.33 ℃。
粗略按溶剂进料板估计溶剂对非溶剂的相对挥发度：
α
1S ＝
s S
S s
p r p r 11 ＝114.113015.1325
.1371183.2??= 24.5
S 2α＝
s S
S s
p r p r 2
2 ＝10.76
β＝
76
.100031.05.243869.00031
.03869.0?+?+ ＝ 0.041
若按塔釡上一板估计β，则由α1S ＝28.32和α2S ＝9.76得β＝0. 1。从式（3-27）可以看出，用较小的β值计算溶剂进料量较为稳妥。
L = S + RD ’ = S + 997.9636 由式（3-27）经试差可以解得S ：
)
61.015927
.199041.0(
)9636.997)(041.01(61.0-?-+-=
S S
S = 1470 kmol/h>1200kmol/h 故假设的浓度偏高，重新给定塔板溶剂浓度，反复计算。 最后得各塔板溶剂浓度0.58.
进料板处：(α
12)S
＝ s s s
p r p r ?
???
??2211＝452.119273.1325.167998.1??= 2.19
塔釡： (α12)S ＝52
.2093726.132
.286997.2??= 2.98
585.2298
.219.2)(12＝＝
平均+α
根据该数据，按
1
121
121
)1(1x x y '--'='αα公式作
x y '-'图
最后
13块。
3.3—11解解：
设萃取精馏塔有足够的溶剂回收段，馏出液中苯酚含量0≈，
①脱溶剂的物料衡算：
1,1,1
Fz x W x D w D =''+'' ；F W D ='+'
代入已知条件 20001.0992.0='+'W D ；400='+'W D
解得5927.199='
D 4073.200='W
②计算平均相对挥发度(α12)S ：
由文献中查得本物系有关二元Wilson 方程参数（J/mol ） 8736.2691112=-λλ 2944.7842212=-λλ
8134.1528111=-λλs 8834
.87831=-ss s λλ
8068
.137222=-λλs
6918
.32852=-ss s λλ
各组分的安托尼方程常数：
组分 A B C 正庚烷
6.01876
1264.37 216.640 甲苯 6.07577
1342.31 219.187
苯酚
6.05541
1382.65
159.493
C t B
A p s +-
=log , t :℃ ; p s : kPa
各组分的摩尔体积（cm3 / mol ）:
47
.1471=v ,
85
.1062=v ,
14
.83=s v
用简化法计算萃取精馏是假定各塔板溶剂的浓度不变。
先假设塔板上溶剂浓度0.61（摩尔分数），然后用用溶剂量验证假设是否正确。
假设在溶剂进料板上正庚烷和甲苯的液相相对含量等于馏出液含量，则x 1=0.3861，x 2=0.0039，x S =0.61。经泡点温度的试差得：
(α12)S
＝ s s s p r p r ?
???
??2211＝452.1193067.1325.1671183.2??= 2.27
泡点温度为116.51 ℃
同理，假设塔釡上一板液相中正庚烷和甲苯的液相相对含量为釡液脱溶剂含量，且溶剂含量不变，则x 1=0.0045，x 2=0.4455，x S =0.55。经泡点温度的试差得：
(α12)S ＝52.2094137.132
.2861538.3??= 3.04
泡点温度为138.33 ℃。
粗略按溶剂进料板估计溶剂对非溶剂的相对挥发度：
α
1S ＝
s S
S s
p r p r 11 ＝114.113015.1325
.1371183.2??= 24.5
S 2α＝
s S
S s
p r p r 2
2 ＝10.76
β＝
76
.100031.05.243869.00031
.03869.0?+?+ ＝ 0.041
若按塔釡上一板估计β，则由α1S ＝28.32和α2S ＝9.76得β＝0. 1。从式（3-27）可以看出，用较小的β值计算溶剂进料量较为稳妥。
L = S + RD ’ = S + 997.9636 由式（3-27）经试差可以解得S ：
)
61.015927
.199041.0(
)9636.997)(041.01(61.0-?-+-=
S S
S = 1470 kmol/h>1200kmol/h 故假设的浓度偏高，重新给定塔板溶剂浓度，反复计算。 最后得各塔板溶剂浓度0.58.
进料板处：(α
12)S
＝ s s s
p r p r ?
???
??2211＝452.119273.1325.167998.1??= 2.19
塔釡： (α12)S ＝52
.2093726.132
.286997.2??= 2.98
585.2298
.219.2)(12＝＝
平均+α
根据该数据，按
1
121
121
)1(1x x y '--'='αα公式作
x y '-'图
最后
13块。
天津大学化工学院版权所有 Copyright @ 2007, All Rights Reserved. 3.3—13解解：
（1）以100公斤分子进料为基准。做全塔物料衡算. 50＝0.0168D+0.98W F=100=D+W 解得，D=49.834 W=50.166 （2）求最小回流比 i 若恒浓区在进料
将x=0.5，y=0.065代入操作线方程， V 最少＝55.36 ii 若恒浓区在塔顶
将x=0.331，y=0.0403代入操作线方程， V 最少＝53.86
故在塔进料处R min =0.1109 R=1.5 R min =0.1663 故板数为6块（包括塔釜） 3.3—14解
首先对双塔进行物料衡算
塔1：
1
11121
122B D D F x B x D x D FZ B D D F +=++=+ 塔2：
2222112
21B D D x B x D x D B D D +=+=
整个系统：
22112
1B B F x B x B Fx B B F +=+=
其中1000=F mol/h ；06.0=F x ；4
110-=B x ；819.01
=D x ;674.02=D x ；999.02=B x 解得D 1=134.0mol/h ；B 1=940.0mol/h ；D 2= 74.0mol/h ；B 2=60.0mol/h 用图解法确定理论板数及进料位置：
塔1： 精馏段操作线：507
.03811.0819.01345.821341345.825.82+=?+++=
x x y
提馏段操作线：
4
4103418.43418.51094010745.8294094010745.8210745.82--?-=?-++-++=
x x y
塔2： 精馏段操作线：4635
.03123.0674.06.337474
746.336.33+=?+++=
x x y
提馏段操作线：
5571
.05576.1999.0601346.3360
601346.331346.33-=?-+--++=
x x y
0.0
0.2
0.4
0.6
0.8
1.0
0.0
0.20.40.6
0.8
1.0
y
x
塔1
塔2
在平衡相图上做阶梯图，得到塔1的理论板数为11，进料位置在第3块板（由下往上数），塔2的理论板数为15，进料位置在第8块板。
3.4—15解：解：
（1）由汽液平衡曲线，得到
669.0=F y ，假设最初馏出液浓度
5444
.15.0669.0669
.093.0min =--=--=
F F F D x y y x R ；
3166.25.1min ==R R
此时，操作线方程
2804.06985.011+=+++=
x R x x R R
y D ,图解法求出11=N
在釡液组成
w x 从F x 到e w x ,的范围内取若干个i w x ,，根据已经确定的理论板数，求出对应的i D x ,。
根据所得的
i
w x ,、
i
D x ,对式
?-=F e w x x W
D w x x dx B F
,ln
进行数值积分，求出487
.0=F B
9
.08797.0487.0487.01.05.00
00
00,0<=-??-=
--=
B B B B B
B Bx x B x e
W F D ，因此需重新假设初值，
反复计算得12=N
（2）R 与W x 的关系可用以下方法求得：从F x 到e W x ,取若干个W x 值，对于每一个W x 值，过
（
),D D x x 作一假设的操作线，从（),D D x x 点开始在操作线与平衡级间作阶梯，到（),W W x x 点为止。
若求理论板数与给定值相等，则操作线为所求操作线，根据操作线斜率求出R 。釜液量由物料衡算关系求得。
37
.15.0669.0669
.09.0min =--=
R ，所选回流比应大于min R 。R 与W x 、B 关系见下图。
3.4—16解：
己烷(A)对庚烷（B ）的平均相对挥发度4745.2581.042.14838.0212.1=???
?????
??=α
起始
B 为参考组分，由式(3-61)得：
1404.015.04745.25.05
.02
20
=?+?=
DB x
由式(3-59)得 8596.04745.2)5.01404
.0(
5.020
=??=DA x
设时间增量h t
05.0=?，h t 05.0=时外循环计算得：
由（3-56）和（3-57）式得
4982
.01001005.99)5.08596.0(5.0)
1(=??? ??-?-+=BA x 5018
.01001005.99)5.01404.0(5.0)
1(=??? ??-?-+=BB x
h t 05.0=时内循环计算
由式（3-62）得
???
???????? ??--?=+-5668.0min min
21175.0122R N
解得min 5668
.0min 94
9121N R +=
?
?? ?
?-
对方程（3-64）可得：
[
]m in
m in m in 15018.04745.24982.0)14745.2(4745.24745.2min
N N N R ?+?--=
采用图解法或牛顿迭代法联立求解以上两式即得：R min =0.1293；N min =1.1537 设N= N min =1.1537，代入式（3-61）中得到=1
D B x 0.2615，再由
3-59）式得出：
7384.04745.2)5018.02615
.0(4982.01537.11=??=DA x
8582
.05.04982.05.995.0100=?-?=DA
x
1418.08582.01=-=DB x
3.5—18解：
(1)根据已知条件按正丁烷的回收要求确定它的平均操作温度. 由
N 240.256=?=； 0.96?=。
按N 1N 1
A A A 1?++-=- 算出A ＝2.42（也可由吸收因子图查得） 故
L 1m 0.704AV 1.42=
==
查烃类P －T －K 列线图P ＝2.6绝压，m=0.704时，t=15℃，即塔的平均温度应在15℃。 （2）计算离塔气的组成
N 11N 10
νν?νν++-=
- ，假定
00ν=
则
1N 1(1)ν?ν+=-，
11i
y νν=
∑
列表计算如下：
组分
CH 4 C 2H6
C 3H8
n-C 4H10
n-C 5H12
n-C 6H14
∑ N 1ν+
80 8 5 4 2 1 100 m P=2.6（绝压）
t=15
51 8.8 2.7 0.704 0.2 0.064 L A mV
=
0.0196
0.1136
0.3704
1.4205 5
15.6250
77
A A
A 1
?-=- 0.0196
0.1136
0.3698
0.9606 1 1
1N 1
(1)ν?ν+=
-
78.4320
7.0912
3.1510
0.1576 0 0
88.8318 y1 （摩尔分率）
0.8829
0.0798
0.0355
0.0018
0 0
1.0000
3.5—19解：
（1）用简捷法计算 设
95/a V kmol hr ν=
则 25()0.26315795a L V ν==
列表计算如下：
组分
i i
L
A mV =
1
N i
A
+ 11
N i i
i i A A A ?+-=
-第一次试算结果i ν CH 4 0.02026 1.68484×10-7 0.02026 6
8.582
(1)i N i
?ν+????
=-?????
C 2H
6
0.12067 2.12030×10-4 0.12048 13.193
C 3H
8
0.41378 0.02931 0.39608 6.039
n-C 4H 10 1.41772 4.03982 0.86258 0.55 n-C 5H 12
4.90142
577.14864
0.99323
0.007
n-C 6H 14
193.49779
1.40186
?109
1.0000 0.103＝
0i
l A
88.474i
ν
=∑
由第一次试算结果得：
10088.474
94.23795
2a V ν+=
=<
另设
94.237a V ν=，作第二次试算
25.763
()0.27338594.237a L V ν==
组分
i i
L
A mV =
1
N i A
+
11
N i i
i i A A A ?+-=
-第二次试算结果i ν
CH 4 0.02104 1.95967×10-7 0.02103 6
8.528
(1)i N i
?ν+????
=-?????
C 2H
6
0.12536 2.46965×10-4 0.12514 13.123
C 3H
8
0.42986 0.03414 0.40971 5.903
n-C
4H 10
1.47282 4.70542 0.87240 0.510
n-C
5H 12
5.09192 672.242 0.99390
0.006
n-C
6H 14
201.01838
1.63283
?109
1
0.099＝
由第二次试算结果得：
10088.169
94.085
2a V ν+=
=
与所设值94.237基本符合 （2）用有效因子法计算
根据本体给定条件，不考虑塔顶、塔底温度的差别，只考虑液气比的变化以确定有效因子A e 第一次试算，取
88.168
i
ν
=∑
200.22683788.169L V ??
???顶＝＝ 2011.831100L V ??
???底＋＝＝0.318310
按e A =A A 10.5
顶底（＋）＋0.25－列表计算如下：
组分
i A 顶
i A 底
e A
1
e
N A
+ 1e e
1e 1
N N A A A ++--i ν
CH 4 0.01746 0.02450 0.02434 3.50980×10-7 0.02434 68.296 C2H6 0.10402 0.14590 0.14120 3.97502×10-4 0.14086 12.887 C3H8 0.35667 0.50050 0.46385 0.046292 0.43779 5.662 n-C 4H10
1.22205 1.71485 1.45185 4.44310 0.86877 0.525 n-C 5H12
4.22494
5.92866 4.77941 528.23644 0.99283
0.007 n-C 6H14
166.73191
234.05147
197.63622
1.52569×109
1 0.101
87.43
i
ν
=∑组分 i A 顶
i A 底
e A
1
e
N A
+ 1e e
1e 1
N N A A A ++--i ν
CH 4 0.01772 0.02506 0.02488 3.83179
?10-7
0.02488 68.2584 C2H6 0.10488 0.14931 0.14418 4.321356?10-4 0.140381 12.8429 C3H8 0.35965 0.51120 0.47215 0.049596 0.44291 5.5709 n-C 4H10
1.23218 1.75423 1.54102 5.63940 0.88339 0. 4664 n-C 5H12
4.26020 6.06482
5.17029 714.59440 0.99416
0.0058 n-C 6H14
168.18382
239.42647
20.76434
1.562460?109
1 0.0992
87.2436
i
ν
=∑L 2012.562(
)0.32562V 100底＋＝＝
第二次试算结果取
87.2436
i
ν
=∑，与所设值87.438基本符合
3.5—20解：
根据已知条件确定C 2H 2蒸出度，设x 为蒸出量。 （111.5－x ）0.0013＋x ＝7.0174
x=6.884 Kmol/hr
11010
N N l l l l l ++-=
-
7.0174(111.5 6.884)0.0013
0.0004
7.0174111.5
18.37
0.9810--?=-?=
111.5(111.5 6.884)108
2a L ν+-==
40(6.88440)43.5
2a V ν++==
43.5()0.4028108a V L ν== S=m ()a V L
ν
18.370.40287.40=?=
N=
log
11
log S C C S ---
7.400.9810log
10.98101log 7.40
1.91--=
-=
若增加吹出气量，将使解吸因子S 加大，所需理论板数减少。但在本题条件下所需的理论板数本来就很少，从这一点讲是没有必要增加吹出气量的。还应考虑到，吹出气量增加，将影响塔的热量平衡，从而改变塔的操作温度，改变蒸出度。
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化工分离工程复习题及答案..
化工分离过程试题库(复习重点) 第一部分填空题 1、分离作用是由于加入（分离剂）而引起的，因为分离过程是（混合过程）的逆过程。 2、分离因子是根据（气液相平衡）来计算的。它与实际分离因子的差别用（板效率）来表示。 3、汽液相平衡是处理（汽液传质分离）过程的基础。相平衡的条件是（所有相中温度压力相等，每一组分的化学位相等）。 4、精馏塔计算中每块板由于（组成）改变而引起的温度变化，可用（泡露点方程）确定。 5、多组分精馏根据指定设计变量不同可分为（设计）型计算和（操作）型计算。 6、在塔顶和塔釜同时出现的组分为（分配组分）。 7、吸收有（轻）关键组分，这是因为（单向传质）的缘故。 8、对多组分吸收，当吸收气体中关键组分为重组分时，可采用（吸收蒸出塔）的流程。 9、对宽沸程的精馏过程，其各板的温度变化由（进料热焓）决定，故可由（热量衡算）计算各板的温度。 10、对窄沸程的精馏过程，其各板的温度变化由（组成的改变）决定，故可由（相平衡方程）计算各板的温度。 11、为表示塔传质效率的大小，可用（级效率）表示。 12、对多组分物系的分离，应将（分离要求高）或（最困难）的组分最后分离。 13、泡沫分离技术是根据（表面吸附）原理来实现的，而膜分离是根据（膜的选择渗透作用）原理来实现的。 14、新型的节能分离过程有（膜分离）、（吸附分离）。 15、传质分离过程分为（平衡分离过程）和（速率分离过程）两大类。 16、分离剂可以是（能量）和（物质）。 17、Lewis 提出了等价于化学位的物理量（逸度）。 18、设计变量与独立量之间的关系可用下式来表示( Ni=Nv-Nc即设计变量数=独立变量数-约束关系 ) 19、设计变量分为（固定设计变量）与（可调设计变量）。 20、温度越高对吸收越（不利） 21、萃取精馏塔在萃取剂加入口以上需设（萃取剂回收段）。 22、用于吸收过程的相平衡关系可表示为（V = SL）。 23、精馏有（两个）个关键组分，这是由于（双向传质）的缘故。 24、精馏过程的不可逆性表现在三个方面，即（通过一定压力梯度的动量传递），（通过一定温度梯度的热量传递或不同温度物流的直接混合）和（通过一定浓度梯度的质量传递或者不同化学位物流的直接混合）。 25、通过精馏多级平衡过程的计算，可以决定完成一定分离任务所需的（理论板数），为表示塔实际传质效率的大小，则用（级效率）加以考虑。 27、常用吸附剂有（硅胶），（活性氧化铝），（活性炭）。 28、恒沸剂与组分形成最低温度的恒沸物时，恒沸剂从塔（顶）出来。
化工分离工程Ⅰ期末复习试试题库及答案
分离工程复习题库 第一部分填空题 1、分离作用是由于加入（分离剂）而引起的，因为分离过程是（混合过程）的逆过程。 2、分离因子是根据（气液相平衡）来计算的。它与实际分离因子的差别用（板效率）来表示。 3、汽液相平衡是处理（汽液传质分离）过程的基础。相平衡的条件是（所有相中温度压力相等，每一组分的化学位相等）。 4、精馏塔计算中每块板由于（组成）改变而引起的温度变化，可用（泡露点方程）确定。 5、多组分精馏根据指定设计变量不同可分为（设计）型计算和（操作）型计算。 6、在塔顶和塔釜同时出现的组分为（分配组分）。 7、吸收有（轻）关键组分，这是因为（单向传质）的缘故。 8、对多组分吸收，当吸收气体中关键组分为重组分时，可采用（吸收蒸出塔）的流程。 9、对宽沸程的精馏过程，其各板的温度变化由（进料热焓）决定，故可由（热量衡算）计算各板的温度。 10、对窄沸程的精馏过程，其各板的温度变化由（组成的改变）决定，故可由（相平衡方程）计算各板的温度。 11、为表示塔传质效率的大小，可用（级效率）表示。 12、对多组分物系的分离，应将（分离要求高）或（最困难）的组分最后分离。 13、泡沫分离技术是根据（表面吸附）原理来实现的，而膜分离是根据（膜的选择渗透作用）原理来实现的。 14、新型的节能分离过程有（膜分离）、（吸附分离）。
15、传质分离过程分为（平衡分离过程）和（速率分离过程）两大类。 16、分离剂可以是（能量）和（物质）。 17、Lewis提出了等价于化学位的物理量（逸度）。 18设计变量与独立量之间的关系可用下式来表示（Ni-Nv-Nc 即设计变量数-独立变 量数-约束关系） 19、设计变量分为（固定设计变量）与（可调设计变量）。 20、温度越咼对吸收越（不利） 21、萃取精馏塔在萃取剂加入口以上需设（萃取剂回收段）。 22、用于吸收过程的相平衡关系可表示为（V - SL ）。 23、精馏有（两个）个关键组分，这是由于（双向传质）的缘故。 24、精馏过程的不可逆性表现在三个方面，即（通过一定压力梯度的动量传递）, （通过一定温度梯度的热量传递或不同温度物流的直接混合）和（通过一定浓度梯度 的质量传递或者不同化学位物流的直接混合） 25、通过精馏多级平衡过程的计算，可以决定完成一定分离任务所需的（理论板数）, 为表示塔实际传质效率的大小，则用（级效率）加以考虑。 27、常用吸附剂有（硅胶），（活性氧化铝），（活性炭）。 28、恒沸剂与组分形成最低温度的恒沸物时，恒沸剂从塔（顶）出来。 29、分离要求越高，精馏过程所需的最少理论板数（越多）。 30、回流比是（可调）设计变量。 第二部分选择题 1下列哪一个是速率分离过程（） a. 蒸馏 b.吸收 c.膜分离 d.离心分离
化工分离过程-模拟题答案
1.分离过程可分为（机械分离）和（传质分离）两大类。按所依据的物理化学原理不同，传质分离过程可分为两类，即（平衡分离）和（速率分离）。过滤属于（机械分离），精馏操作属于（平衡分离），超滤属于（速率分离）。 2. 平衡分离过程所用的分离剂包括（物质媒介）和（能量媒介）。 3. 设计变量由（描述系统的独立变量数）和（变量之间的约束关系数）确定，计算设计变量的表达式是（Ni=Nv-Nc），设计变量分为（固定设计变量）和（可调设计变量）。 4. 工业上常用（分离因子）表示特定物系的分离程度，汽液相物系的最大分离程度又称为（理想分离因子）。 5. 汽液相平衡是处理（传质）过程的基础。相平衡的条件是（各相的温度、压力相等，各相组分的逸度相等）。 6. 在塔顶和塔釜同时出现的组分为（分配组分），只在塔顶或塔釜出现的组分为（非分配组分）。 7. 常见的特殊精馏有（共沸精馏）和（萃取精馏）。 8. 精馏过程的不可逆性表现在三个方面，即（质量传递），（能量传递）和（动量传递） 9. 气体吸收按照溶质与液体溶剂之间的作用性质可分为（物理吸收）和（化学吸收）。吸收因子的定义为（A=L/KV ），其与（L/V ）成正比，与（K ）成反比。 10. 结晶过程要经历两个过程，即（成核）和（晶体生长）。 1.当把一个常温溶液加热时，开始产生气泡的温度点叫作（C） A.露点 B.临界点 C.泡点 D.熔点 2.溶液的蒸气压大小（B ） A.只与温度有关 B.不仅与温度有关，还与各组分的浓度有关 C.不仅与温度和各组分的浓度有关，还与溶液的数量有关 D.只与组分的浓度有关 3.汽液相平衡K值越大，说明该组分越（A ） A.易挥发 B.难挥发 C.沸点高 D.蒸汽压小 4.对一个恒沸精馏过程，从塔内分出的最低温度的恒沸物（B） A一定是做为塔底产品得到 B.一定是为塔顶产品得到 C.可能是塔项产品，也可能是塔底产品 D.视具体情况而变
专科分离工程试卷答案样本
专科《分离工程》 一、 ( 共46题,共150分) 1. 按所依据的物理化学原理, 传质分离过程能够分为________分离过程和 ________分离过程, 常见的平衡分离过程有________、 ________、 ________。( 5分) .标准答案: 1. 平衡;2. 速率;3. 精馏;4. 吸收;5. 闪蒸; 2. 表征表征能量被利用的程度有两类效率: ____________和____________。要降低分离过程的能耗, 提高其____________效率, 就应该采取措施减小过程的有效能损失。有效能损失是由____________引起的。 ( 4分) .标准答案: 1. 热效率;2. 热力学效率;3. 热力学;4. 过程的不可逆性; 3. 泡露点计算是分离过程设计中最基本的汽液平衡计算, 按规定哪些变量和计算哪些变量可分为如下四种类型: ________________________、 ________________________、 ________________________和 ________________________。 ( 4分) .标准答案: 1. 泡点温度计算;2. 泡点压力计算;3. 露点温度计算;4. 泡点压力计算; 4. 影响气液传质设备处理能力的主要因素有________、 ________、 ________和________。 ( 4分) .标准答案: 1. 液泛;2. 雾沫夹带;3. 压力降;4. 停留时间; 5. 多组分多级分离过程严格计算中围绕非平衡级所建立的MERQ方程分别是指 ________________________、 ________________________、 ________________________和________________________。 ( 4分) .标准答案: 1. 物料衡算方程;2. 能量衡算方程;3. 传递方程;4. 界面相平衡方程; 6. 常见的精馏过程节能途径有________________________________________、 ________________________________________、 ________________________________________。 ( 3分) .标准答案: 1. 单个精馏塔的调优节能;2. 精馏系统的综合优化节能;3. 精馏系统与整个工艺过程的综合优化节能; 7. 理想气体和理想溶液混合物传热速率________最小分离功, 非理想溶液混和物传热速率________最小分离功, 最小分离功的大小标志着________。 ( 3分) .标准答案: 1. 等于;2. 不等于;3. 物质分离的难易程度; 8. 假设相对挥发度与组成关系不大且不同组分的塔板效率相同, 经过对若干不同组分系统的精馏计算结果分析研究发现, ( )下组分的分配比接近于实际操作回流比下的组分分配比。 ( 2分) A.高回流比 B.低回流比 C.全回流 D.最小回流比 .标准答案: C 9. 在多组分混合物的吸收过程中, 不同组分和不同塔段的吸收程度是不同的。( )一般主要在靠近塔顶的几级被吸收, 在其余级变化很小。 ( 2分) A.轻关键组分 B.重关键组分 C.轻非关键组分 D.重非关键组分 .标准答案: C 10. 多组分精馏与多组分吸收过程均不能对所有组分规定分离要求, 而只能对分离操作中起关键作用的组分即关键组分规定分离要求, 其中多组分精馏过程最多只能有( )个关键组分, 多组分吸收过程最多只能有( )个关键组分。 ( 2分)
化工分离工程重点
化工分离工程复习题 第一章 1、求解分子传质问题的基本方法是什么？ 1）分子运动理论2）速率表示方法（绝对、平均）3）通量 2、漂流因子与主体流动有何关系？ p/p BM反映了主体流动对传质速率的影响，定义为“漂流因子”。因p＞p BM，所以漂流因数p/p BM＞1，这表明由于有主体流动而使物质A的传递速率较之单纯的分子扩散要大一些。 3、气体扩散系数与哪些因素有关？ 一般来说，扩散系数与系统的温度、压力、浓度以及物质的性质有关。对于双组分气体混合物，组分的扩散系数在低压下与浓度无关，只是温度及压力的函数。 4、如何获得气体扩散系数与液体扩散系数？ 测定二元气体扩散系数的方法有许多种，常用的方法有蒸发管法，双容积法，液滴蒸发法等。液体中的扩散系数亦可通过实验测定或采用公式估算。 5、描述分子扩散规律的定律是费克第一定律。 6、对流传质与对流传热有何异同？ 同：传质机理类似；传递的数学模型类似；数学模型的求解方法和求解结果类似。 异：系数差异：传质：分子运动；传热：能量过去
7、提出对流传质模型的意义是：对流传质模型的建立，不仅使对流传质系数的确定得以简化，还可以据此对传质过程及设备进行分析，确定适宜的操作条件，并对设备的强化、新型高效设备的开发等作出指导。 8、停滞膜模型、溶质渗透模型和表面更新模型的要点是什么？各模型求得的传质系数与扩散系数有何关系，其模型参数是什么？ 停滞膜模型要点：①当气液两相相互接触时，在气液两相间存在着稳定的相界面，界面两侧各有一个很薄的停滞膜，溶质A经过两膜层的传质方式为分子扩散。②在气液相界面处，气液两相出于平衡状态。③在两个停滞膜以外的气液两相主体中，由于流体的强烈湍动，各处浓度均匀一致。关系：液膜对流传质系数k°G=D/(RTz G),气膜对流传质系数k° =D/z L对流传质系数可通过分子扩散系数D和气膜厚度z G或液膜厚度z L来计算。模型参数：L 组分A通过气膜扩散时气膜厚度为模型参数，组分A通过液膜扩散时液膜厚度为模型参数。 溶质渗透模型要点：①液面是由无数微笑的流体单元所构成，当气液两相出于湍流状态相互接触时，液相主体中的某些流体单元运动至界面便停滞下来。在气液未接触前，液体单元中溶质的浓度和液相主体的浓度相等，接触开始后，相界面处立即达到与气相平衡状态。②随着接触时间的延长，溶质A通过不稳态扩散方式不断地向液体单元中渗透。液体单元在界面处暴露的时间是有限的，经过时间θc后，旧的液体单元即被新的液体单元所置换而回到液相主体中去。在液体单元深处，仍保持原来的主体浓度不变。④液体单元不断进行交换，每批液体单元在界面暴露的时间θc 都是一样的。关系：k cm=2[D/(πθc)]1/2对流传质系数可通过分子扩散系数D和暴露时间θc计算。模型参数：暴露时间。 表面更新模型要点：溶质向液相内部传质为非稳态分子扩散过程。界面上液体单元有不同的暴露时间或称年龄，界面上各种不同年龄的液体单元都存在。不论界面上液体单元暴露时间多长，被置换的概率是均等的。单位时间内表面被置换的分率称为表面更新率，用符号S表示。关系：k cm=(DS)1/2对流传质系数可通过分子扩散系数D和表面更新率S 计算。模型参数：表面更新率。 9、对流传质系数有哪几种求解方法，其适用情况如何？
化工分离工程考试题目(附答案)
2013化工分离过程期中考试试题答案 一、填空题（每空1分，共20分） 1. 传质分离过程分为（平衡分离过程）和（速率分离过程）两大类。 2. 分离作用是由于加入（分离剂）而引起的，因为分离过程是（混合过程）的逆过程。 3. 汽液相平衡是处理（传质分离）过程的基础，相平衡的条件是（各相温度压力相等，各组分在每一相中的化学位相等）。 4. 当混合物在一定的温度、压力下，进料组成z i 和相平衡常数K i 满足（ 1,1>>∑∑i i i i K z z K ）条件即处于两相区，可通过（物料平衡和相平 衡）计算求出其平衡汽液相组成。 5. 精馏塔计算中每块板由于（组成）改变而引起的温度变化，可用（泡露点方程）确定。 6. 多组分精馏根据指定设计变量不同可分为（设计）型计算和（操作）型计算。 7. 最低恒沸物，压力降低使恒沸组成中汽化潜热（小）的组分增加。 8. 萃取精馏中塔顶产品不合格时，经常采取（增加萃取剂用量）或（减小进料量）的措施使产品达到分离要求。 9. 吸收有（1个）关键组分，这是因为（单向传质）的缘故。 10. 吸收剂的再生常采用的是（用蒸汽或惰性气体的蒸出塔）、（用再沸器的蒸出塔）和（用蒸馏塔）。 二、单项选择题（每小题1分，共10分） 1. 吸收属于（A ） A.平衡分离；B.速率分离；C.机械分离；D.膜分离。 2. 计算溶液泡点时，若∑=>-C i i i X K 101，则说明（C ） A. 温度偏低； B. 正好泡点； C. 温度偏高。 3. 如果体系的汽相为理想气体，液相为非理想溶液；则相平衡常数可以简化表 示为（ D ） A. L i i V i K φφ= B. s i i P K P = C. L i i V i K φφ= D. s i i i P K P γ= 4. 汽液相平衡K 值越大，说明该组分越（ A ） A.易挥发； B.难挥发； C.沸点高； D.蒸汽压小。 5. 如果塔顶采用全凝器，计算塔顶第一级的温度可以利用方程（ B ） A.泡点方程； B.露点方程； C. 闪蒸方程； D.相平衡方程。 6. 计算在一定温度下与已知液相组成成平衡的汽相组成和压力的问题是计算（ B ） A.泡点温度； B.泡点压力； C.等温闪蒸； D.露点压力。 7. 精馏中用HNK 表示（ C ） A. 轻关键组分； B. 重关键组分； C. 重非关键组分； D. 轻非关键组分。 8. 以下描述中，不属于萃取精馏中溶剂的作用的是（ D ）
化工分离工程试题答卷及参考答案
MESH方程。 一、填空(每空2分,共20分) 1. 如果设计中给定数值的物理量的数目等于 设计变量，设计才有结果。 2. 在最小回流比条件下，若只有重组分是非分 配组分，轻组分为分配组分，存在着两个 恒浓区，出现在精镏段和进料板 位置。 3. 在萃取精镏中，当原溶液非理想性不大时， 加入溶剂后，溶剂与组分1形成具有较强正 偏差的非理想溶液，与组分2形成 负偏差或理想溶液，可提高组分1对2的 相对挥发度。 4. 化学吸收中用增强因子表示化学反应对传质 速率的增强程度，增强因子E的定义是化学吸 收的液相分传质系数（k L）/无化学吸收的液相 分传质系数（k0L）。 5. 对普通的N级逆流装置进行变量分析，若组 分数为C个，建立的MESH方程在全塔有 NC+NC+2N+N=N(2C+3) 个。 η； 6. 热力学效率定义为= 实际的分离过程是不可逆的，所以热力学效 率必定于1。 7. 反渗透是利用反渗透膜选择性的只透过 溶剂的性质，对溶液施加压力，克服溶 剂的渗透压，是一种用来浓缩溶液的膜 分离过程。 二、推导(20分) 1. 由物料衡算，相平衡关系式推导图1单 级分离基本关系式。 ——相平衡常数； 式中： K i ψ——气相分 率（气体量/进料量）。 2. 精馏塔第j级进出物料如图1，建立
三、简答(每题5分,共25分) 1.什么叫相平衡相平衡常数的定义是什么 由混合物或溶液形成若干相，这些相保持物理平衡而共存状态。热力学上看物系的自由焓最小；动力学上看相间表观传递速率为零。 K i =y i /x i 。 2.关键组分的定义是什么；在精馏操作中， 一般关键组分与非关键组分在顶、釜的 分配情况如何 由设计者指定浓度或提出回收率的组分。 LK绝大多数在塔顶出现，在釜中量严格控制； HK绝大多数在塔釜出现，在顶中量严格控制； LNK全部或接近全部在塔顶出现； HNK全部或接近全部在塔釜出现。 3.在吸收过程中，塔中每级汽、液流量为 什么不能视为恒摩尔流 吸收为单相传质过程，吸收剂吸收了气体中的溶质而流量在下降过程中不断增加，气体的流量相应的减少，因此气液相流量在塔内都不能视为恒定。 4.在精馏塔中设中间换热器为什么会提高 热力学效率 在中间再沸器所加入的热量其温度低于塔 底加入热量的温度，在中间冷凝器所引出的 热量其温度高于塔顶引出热量的温度，相对 于无中间换热器的精馏塔传热温差小，热力 学效率高。 5.反应精馏的主要优点有那些 （1）产物一旦生成立即移出反应区；（2）反应区反应物浓度高，生产能力大；（3）反应热可由精馏过程利用；（4）节省设备投资费用；（5）对于难分离物系通过反应分离成较纯产品。 四、计算(1、2题10分，3题15分，共35分) 1. 将含苯（mol分数）的苯（1）—甲苯（2）混合物在下绝热闪蒸，若闪蒸温度为94℃，用计算结果说明该温度能否满足闪蒸要求 已知：94℃时P 1 0= P 2 0= 2. 已知甲醇（1）和醋酸甲酯（2）在常压、54℃ 下形成共沸物，共沸组成X 2 =(mol分率), 在此条件下：kPa P kPa p98 . 65 , 24 . 9002 1 = =求 该系统的活度系数。 3. 气体混合物含乙烷、丙烷、丁烷（均为摩尔分数），用不挥发的烃类进行吸收，已知吸收后丙烷的吸收率为81%，取丙烷在全塔的平均吸收因子A=，求所需理论板数；若其它条件不变，提高平均液汽比到原来的2倍，此时丙烷的吸 收率可达到多少。
化工分离工程考试答案
2013化工分离过程期中考试试题答案 一、填空题（每空1分，共20分） 1. 传质分离过程分为（平衡分离过程）和（速率分离过程）两大类。 2. 分离作用是由于加入（分离剂）而引起的，因为分离过程是（混合过程）的逆过程。 3. 汽液相平衡是处理（传质分离）过程的基础，相平衡的条件是（各相温度压力相等， 各组分在每一相中的化学位相等）。 4. 当混合物在一定的温度、压力下，进料组成 乙和相平衡常数K 满足 （ K i Z 1, z K i 1 ）条件即处于两相区，可通过（物料平衡和相平衡）计算 求出其平衡汽液相组成。 5. 精馏塔计算中每块板由于（组成）改变而引起的温度变化，可用（泡露点方程）确定。 6. 多组分精馏根据指定设计变量不同可分为（设计）型计算和（操作）型计算。 7. 最低恒沸物，压力降低使恒沸组成中汽化潜热（小）的组分增加。 8. 萃取精馏中塔顶产品不合格时，经常采取（增加萃取剂用量）或（减小进料量）的措 施使 产品达到分离要求。 9. 吸收有（1个）关键组分，这是因为（单向传质）的缘故。 10. 吸收剂的再生常采用的是（用蒸汽或惰性气体的蒸出塔）、（用再沸器的蒸出塔）和（用 蒸馏塔）。 二、单项选择题（每小题1分，共10分） 1. 吸收属于（A ） A.平衡分离；B.速率分离；C.机械分离；D.膜分离。 C 2. 计算溶液泡点时，若 K i X i 1 0，则说明（C ） 1 A.温度偏低； B.正好泡点； C.温度偏高。 3. 如果体系的汽相为理想气体，液相为非理想溶液；则相平衡常数可以简化表示为（D ） 4. 汽液相平衡K 值越大，说明该组分越（A ） A.易挥发； B.难挥发； C.沸点高； D.蒸汽压小 5. 如果塔顶采用全凝器，计算塔顶第一级的温度可以利用方程（ A.泡点方程； B.露点方程； C.闪蒸方程； D.相平衡方程。 6. 计算在一定温度下与已知液相组成成平衡的汽相组成和压力的问题是计算 （B ）A. 泡点温度；B.泡点压力；C.等温闪蒸；D.露点压力。 7. 精馏中用HN 表示（C ） A.轻关键组分； B.重关键组分； C.重非关键组分； D.轻非关键组分。 8. 以下描述中，不属于萃取精馏中溶剂的作用的是（ D ） A. K i L i V i B. K i P S C. K i D. K i ?R s i i
化工分离工程
化工分离工程 第一章绪论 1.1概述 1.1.1 分离过程的发展与分类 随着世界工业的技术革命与发展,特别是化学工业的发展,人们发现尽管化工产品种类繁多,但生产过程的设备往往都可以认为是由反应器、分离设备和通用的机、泵、换热器等构成。其中离不开两类关键操作:一是反应器,产生新物质的化学反应过程,其为化工生产的核心;-其中离不开两类关键操作:一是反应器,产生新物质的化学反应过程,其为化工生产的核心;-于是研究化学工业中具有共同性的过程和设备的规律,并将之运用于生产的“化学工程”这一学科应运而生。 分离过程可分为机械分离和传质分离两大类。机械分离过程的对象都是两相或两相以上的非均相混合物,只要用简单的机械方法就可将两相分离,而两相间并无物质传递现象发生传质分离过程的特点是相间传质,可以在均相中进行,也可以在非均相中进行。传统的单元操作中,蒸发、蒸馏、吸收、吸附、萃取、浸取、干燥、结晶等单元操作大多在两相中进行。依据处于热力学平衡的两相组成不相等的原理,以每一级都处于平衡态为手段,把其他影响参数均归纳于效率之中,使其更符合实际。它的另一种工程处理方法则是把现状和达到平衡之间的浓度梯度或压力梯度作为过程的推动力,而把其他影响参数都归纳于阻力之中,传递速率就成为推动力与阻力的商了。上述两种工程处理方法所描述的过程,都称作平衡级分离过程。分离行为在单级中进行时,往往着眼于气相或液相中粒子、离子、分子以及分子微团等在场的作用下迁移速度不同所造成的分离。热扩散、反渗透、超过滤、电渗析及电泳等分离过程都属此类,称速率控制分离过程,都是很有发展潜力的新分离方法。综上所述,分离过程得以进行的基础是在“场”的存在下,利用分离组分间物理或化学性质的差异,并采用工程手段使之达到分离。显然,构思新颖、结构简单、运行可靠、高效节能的分离设备将是分离过程得以实施乃至完成的保证。 1.1.2 分离过程的地位 广泛的应用、科技的发展、环境的需要都说明分离过程在国计民生中所占的地位和作用,并展示了分离过程的广阔前景:现代社会离不开分离技术,分离技术发展于现社会。 1.2 分离分子
(完整版)化工分离工程0708期末试题A答案
2007 —2008 学年第1、2学期分离工程课程期末考试试卷（A 卷）答案及评分标准
2007—2008学年第1、2学期分离工程课程期末考试试卷（A卷）答案及评分标准 注意：装订线左侧请不要答题，请不要在试卷上书写与考试无关的内容，否则将按相应管理规定处理。 院系:化学化工学院 专业:化工班级:04- 姓名: 学号: 三、判断题（本大题14分，每小题2分，对的打√，错的打×） 1、对拉乌尔定律有偏差的物系一定是恒沸体系。…………………………………………（×） 2、绝热闪蒸过程，节流后的温度降低。…………………………………………………（√ ） 3、若组成为 i z的物系，1 > ∑K X i i ，且1 /> ∑ i i k y，其相态为气液两相。………………（√ ） 4、在精馏操作中回流比是可调设计变量。………………………………………………（√ ） 5、在萃取精馏操作中，液相流率总是大于气相流率。……………………………………（×） 6、在萃取精馏中所选的萃取剂使p1A值越大，溶剂的选择性越大。……………………（√ ） 7、吸收中吸收因子小的组分是易于吸收组分。…………………………………………（×） 四、分析题（本大题10分，每小题5分） 1、分析下图的点E，D，C三点表观吸附量为什么等于零？曲线CD及DE说明了溶质优先被吸附还是溶剂优先被吸附？为什么？ 2、预将甲苯-烷烃二元恒沸物进行分离，现以甲醇为恒沸剂分离甲苯-烷烃的流程如图，分析各塔物流，并将恒沸精馏塔和脱甲醇塔分离过程用三角相图表示出来。 答：C，E点为纯溶液，所以吸附前后无浓 度变化，表观吸附量为零。D点，按溶液配比吸 附，所以吸附前后也无浓度变化，表观吸附量为 零。曲线CD说明了溶质优先被吸附，曲线DE 说明了溶剂优先被吸附。 答：分析可知： 恒沸精馏塔：由于恒沸剂加入过量，塔底为甲醇 －甲苯的混合物，塔顶烷烃-甲醇的 二元恒沸物。 脱甲醇塔：塔底为甲苯，塔顶为甲苯-甲醇的二元 恒沸物。 萃取塔：塔底为甲醇水溶液，塔顶为烷烃。 脱水塔：塔底为水，塔顶为甲醇。 相图如下： 3
08化工分离工程试题(B)
昆明理工大学试卷（B） 考试科目：分离工程考试日期：命题教师：贾庆明 学院：化学工程学院专业班级：化工081~084 学生姓名：学号： 任课教师：贾愚，贾庆明上课班级：化工081~084 考试座位号： 一、选择题（不定项选择，每空1分，共13分） 1.下列哪一个是速率分离过程（） A. 蒸馏 B.吸收 C.膜分离 D.离心分离 2.汽液相平衡K值越大，说明该组分越（） A. 易挥发 B. 难挥发 C. 沸点高 D. 蒸汽压小 3.一定条件下，当把一个溶液加热时，开始产生气泡的点叫作（） A. 露点 B. 临界点 C. 泡点 D. 熔点 4.设计变量数就是（） A.设计时所涉及的变量数 B. 约束数 C. 独立变量数与约束数的和 D. 独立变量数与约束数的差 5.当蒸馏塔的产品不合格时，可以考虑（） A. 提高进料量 B. 降低回流比 C. 提高塔压 D. 提高回流比 6.多组分精馏与多组分吸收过程均不能对所有组分规定分离要求，而只能对分离操作中起 关键作用的组分即关键组分规定分离要求，其中多组分精馏过程最多只能有( )个关键组分，多组分吸收过程最多只能有( )个关键组分。 A. 1 B. 2 C. 3 D. 4 7.下面有关塔板效率的说法中哪些是正确的？( ) A.全塔效率可大于1 B. 总效率必小于1 C. Murphere板效率可大于1 D. 板效率必小于点效率
8.假设相对挥发度与组成关系不大且不同组分的塔板效率相同，通过对若干不同组分系统 的精馏计算结果分析研究发现，( )下组分的分配比接近于实际操作回流比下的组分分配比。 A.高回流比 B. 低回流比 C. 全回流 D. 最小回流比 9.影响气液传质设备处理能力的主要因素有（） A. 液泛 B. 雾沫夹带 C. 压力降 D. 停留时间 10.在泡点法严格计算过程中，除用修正的M-方程计算（）外，在内层循环中用S-方程 计算（），而在外层循环中用H-方程计算（）。 A. 级间温度 B. 液相组成 C. 气相流率 D. 级间压力 二、判断题（判断下列各题正误，正确打√，错误打×，每题1分，共10分） 1.计算溶液泡点时，若∑ = > - C i i i X K 1 1，则说明温度偏高。（） 2.分离过程是将混合物分离成组成不相同的两种产品的操作。（） 3.在精馏塔中，温度分布主要反映物流的组成，而总的级间流量分布则主要反映了热衡算 的限制。( ) 4.在萃取精馏中所选的萃取剂希望与塔顶馏出组份形成具有正偏差的非理想溶液。（） 5.由芬斯克公式可看出，最少理论板数与进料组成有关，且公式计算的精确度在很大程度 上取决于相对挥发度数据的可靠性。（） 6.对窄沸程的精馏过程，其各板的温度变化由组成的改变决定，故可由相平衡方程计算各 板的温度。（） 7.分离工程是熵减的过程，可自发进行。（） 8.选择分离过程最基本的原则是可行性。（） 9.化学吸收的类型是按化学反应类型划分的。（） 10.在选择气液传质分离设备中，乱堆填料塔的分离效率大于规整填料塔。（） 三、简答题（1题7分；2题15分；3题15分，共37分） 1.在闪蒸计算的过程中，为什么要首先判断闪蒸问题是否成立，如何判断闪蒸问题成立。
化工分离工程试卷及答案
一、填空(每空2分,共20分) 1. 如果设计中给定数值的物理量的数目等 于设计变量，设计才有结果。 2. 在最小回流比条件下，若只有重组分是 非分配组分，轻组分为分配组分，存在 着两个恒浓区，出现在精镏段和进料 板位置。 3. 在萃取精镏中，当原溶液非理想性不大 时，加入溶剂后，溶剂与组分1形成具有较强正偏差的非理想溶液，与组分2形成负偏差或理想 溶液，可提高组分1对2的相对挥发度。 4. 化学吸收中用增强因子表示化学反应对传质速率的增强程度，增强因子E的定义是化学吸收的液相分传质系数（k L）/无化学吸收的液相分传质系数（k0L）。 5. 对普通的N级逆流装置进行变量分析，若组分数为C个，建立的MESH方程在全塔有NC+NC+2N+N=N(2C+3) 个。 6. 热力学效率定义为 = η；实际的分离过 程是不可逆的，所以热力学效率必定 于1。 7. 反渗透是利用反渗透膜选择性的只透过 溶剂的性质，对溶液施加压力，克服 溶剂的渗透压，是一种用来浓缩溶液 的膜分离过程。 二、推导(20分) 1. 由物料衡算，相平衡关系式推导图1 单级分离基本关系式。 式中：K i——相平衡常数； ψ——气相分率（气体量/进料量）。 2. 精馏塔第j级进出物料如图1，建立MESH方程。
三、简答(每题5分,共25分) 1.什么叫相平衡相平衡常数的定义是 什么 由混合物或溶液形成若干相，这些相保持物理平衡而共存状态。热力学上看物系的自由焓最小；动力学上看相间表观传递速率为零。 K i =y i /x i 。 2.关键组分的定义是什么；在精馏操 作中，一般关键组分与非关键组分 在顶、釜的分配情况如何 由设计者指定浓度或提出回收率的组分。 LK绝大多数在塔顶出现，在釜中量严格控制； HK绝大多数在塔釜出现，在顶中量严格控制； LNK全部或接近全部在塔顶出现； HNK全部或接近全部在塔釜出现。 3.在吸收过程中，塔中每级汽、液流 量为什么不能视为恒摩尔流 吸收为单相传质过程，吸收剂吸收了气体中的溶质而流量在下降过程中不断增加，气体的流量相应的减少，因此气液相流量在塔内都不能视为恒定。 4.在精馏塔中设中间换热器为什么会 提高热力学效率 在中间再沸器所加入的热量其温度低 于塔底加入热量的温度，在中间冷凝器 所引出的热量其温度高于塔顶引出热 量的温度，相对于无中间换热器的精馏 塔传热温差小，热力学效率高。 5.反应精馏的主要优点有那些 （1）产物一旦生成立即移出反应区；（2）反应区反应物浓度高，生产能力大；（3）反应热可由精馏过程利用；（4）节省设备投资费用；（5）对于难分离物系通过反应分离成较纯产品。 四、计算(1、2题10分，3题15分，共35分) 1. 将含苯（mol分数）的苯（1）—甲苯（2）混合物在下绝热闪蒸，若闪蒸温度为94℃，用计算结果说明该温度能否满足闪蒸要求已知：94℃时P10=P20= 2. 已知甲醇（1）和醋酸甲酯（2）在常压、54℃下形成共沸物，共沸组成X2=(mol分率), 在此条件下： kPa P kPa p98 . 65 , 24 . 9002 1 = =求该系统的活度系数。 3. 气体混合物含乙烷、丙烷、丁烷（均为摩尔分数），用不挥发的烃类进行吸收，已知吸收后丙烷的吸收率为81%，取丙烷在全塔的平均吸收因子A=，求所需理论板数；若其它条件不变，提高平均液汽比到原来的2倍，此时丙烷的吸收率可达到多少。
化工分离工程07-08期末试题A答案
2007—2008学年分离工程课程期末考试试卷（A卷）答案及评分标准 注意：装订线左侧请不要答题，请不要在试卷上书写与考试无关的内容，否则将按相应管理规定处理。 院系:化学化工学院 专业:化工班级:04- 姓名: 学号: 一、填空题（本大题20分，每空1分） 1、分离工程分为( 机械分离法)和( 传质分离法)两大类。 2、对拉乌尔定律产生偏差的溶液称为( 非理性溶液)或( 实际溶液)。 3、对于能生成二元恒沸物的物系来说，在恒沸点处气液相两相组成（相等）。在恒沸点两侧组分的挥发能力（不同或相反）。 4、端值常数A为( 0 )时体系为理想溶液，A为( <0 )时体系为负偏差溶液。 5、用郭氏法分析，串级单元的可调设计变量为（1 ），侧线采出板的可调设计变量为（0 ）。 6、根据萃取精馏原理，通常希望所选择的萃取剂与塔顶组分形成具有（正）偏差的非理想溶液，与塔底组分形成理想溶液或具有（负）偏差的非理想溶液。 7、萃取精馏塔中，当原料以液相加入时，则提馏段中的溶剂浓度将会因料液的加入而变得比精馏段（低），此时为了保证整个塔内萃取剂的浓度，常将部分溶剂随（料液）一起加入。 8、恒沸精馏过程恒沸剂的加入不仅影响原溶液组分(挥发度或相对挥发度a)，同时与原溶液中的一个或几个组分形成恒沸物，当形成最低温度的恒沸物时恒沸剂从塔（顶）出来。 9、在多组分精馏过程中，由芬斯克公式计算的最少理论板数决定于两组分的分离要求和（挥发度或相对挥发度a），与进料组成（无关）。 10、吸附负荷曲线是以（吸附剂中吸附质的浓度）为纵坐标绘制而成，透过曲线是以（流出物中吸附质的浓度）为纵坐标绘制而成。
二、选择题（本大题20分，每小题2分） 1、由1-2两组分组成的混合物，在一定T 、P 下达到汽液平衡，液相和汽相组成分别为 11,y x ，若体系加入10 mol 的组分（1），在相同T 、P 下使体系重新达到汽液平衡，此时汽、液相的组成分别为 '1'1,y x ，则 （ C ） （A ）1'1x x >和 1'1y y > （B ）1'1x x <和1'1y y < （C ）1'1x x =和1'1y y = （D ）不确定 2、对于绝热闪蒸过程，当进料的流量组成及热状态给定之后，经自由度分析，只剩下一个自由度由闪蒸罐确定，则还应该确定的一个条件是 （ D ） （A ）闪蒸罐的温度 （B ）闪蒸罐的压力 （C ）气化率 （D ）任意选定其中之一 3、某二元混合物，其中A 为易挥发组分，液相组成5.0=A x 时泡点为1t ，与之相平衡的气相组成75.0=A y 时，相应的露点为2t ，则 （ A ） （A ）21t t = （B ）21t t > （C ）21t t < （D ）不能确定 4、用郭氏法分析可知理论板和部分冷凝可调设计变量数分别为 （ A ） （A ）1，1 （B ）1，0 （C ）0，1 （D ）0，0 5、如果二元物系有最高压力恒沸物存在，则此二元物系所形成的溶液一定是 （ A ） （A ）正偏差溶液 （B ）理想溶液 （C ）负偏差溶液 （D ）不一定 6、用纯溶剂吸收混合气中的溶质，逆流操作，平衡关系满足亨利定律。当入塔气体浓度y 1上升，而其它入塔条件不变，则气体出塔浓度y 2和吸收率?的变化为 （ C ） （A ）y 2上升，?下降 （B ）y 2下降，?上升 （C ）y 2上升，?不变 （D ）y 2上升，?变化不确定 7、逆流填料吸收塔，当吸收因数A <1且填料为无穷高时，气液两相将在哪个部位达到平衡 （ B ） (A) 塔顶 (B)塔底 (C)塔中部 (D)塔外部 8、平衡常数较小的组分是 （ D ） （A ）难吸收的组分 （B ）较轻组份 （C ）挥发能力大的组分 （D ）吸收剂中的溶解度大 9、吸附等温线是指不同温度下哪一个参数与吸附质分压或浓度的关系曲线。 （ A ） (A) 平衡吸附量 (B) 吸附量 (C) 满吸附量 (D)最大吸附量 10、液相双分子吸附中，U 型吸附是指在吸附过程中吸附剂 （ A ） (A) 始终优先吸附一个组分的曲线 (B) 溶质和溶剂吸附量相当的情况 (C) 溶质先吸附，溶剂后吸附 (D) 溶剂先吸附，溶质后吸附
自考化工分离工程复习题
《分离工程》复习 一、填空题 1. 请在下列选项中选择： 超滤属于B 、D过程；沉降属于 C ；共沸精馏属于A、B过程。 A. 平衡分离 B. 传质分离 C. 机械分离 D. 速率分离 2. 膜分离的推动力可以是、或。压力差、浓度差或电位差 3. 宽沸程混合物闪蒸的热衡算更主要地取决于，因此将热衡算放在循环中。温度,外层5. 推导Underwood公式所用假设是：1）；2）。塔内气相和液相均为恒摩尔流率 6. 根据右图中恒浓区（阴影部分）的位置， HNK为，LNK为。 非分配组分，分配组分 7. 汽相为理想气体，液相为非理想溶液时， （第6题） 活度系数法计算相平衡常数的简化形式是。 K i=γi P i s/P 8. 液液平衡的分离因子又称为。相对选择性 9. MESH方程分别指；；；。 M-物料平衡方程；E-相平衡方程；S-摩尔分率加和式；H-焓平衡方程（热量平衡） 11.分离过程是将分成的两种或几种产品的操作。混合物组成互不相同 12.平衡分离过程是借助，使均相混合物系统变成，再以混合物中各组分在处于 的两相中为依据而实现分离。分离媒介，两相系统，相平衡，不等同的分配 13.传质分离过程用于各种混合物的分离，其特点是有发生，依据的不同，传质分离过程又分为过程和过程。 均相，质量传递现象，物理化学原理，平衡分离，速率分离。 14.活度系数的基准态是指活度系数等于1的状态。 15.从动力学上讲，相平衡是指相间为零的状态。 相平衡指的是混合物或溶液形成若干相，这些相保持着物理平衡而共存的状态。从热力学上看，整个物系的自由焓处于最小的状态。从动力学来看，相间表观传递速率为零。
化工分离工程考试答案修订版
化工分离工程考试答案 修订版 IBMT standardization office【IBMT5AB-IBMT08-IBMT2C-ZZT18】
2013化工分离过程期中考试试题答 案 一、填空题（每空1分，共20分） 1. 传质分离过程分为（平衡分离过程）和（速率分离过程）两大类。 2. 分离作用是由于加入（分离剂）而引起的，因为分离过程是（混合过程）的逆过程。 3. 汽液相平衡是处理（传质分离）过程的基础，相平衡的条件是（各相温度压力相等， 各组分在每一相中的化学位相等）。 4. 当混合物在一定的温度、压力下，进料组成z i 和相平衡常数K i 满足 （ 1,1>>∑∑i i i i K z z K ）条件即处于两相区，可通过（物料平衡和相平衡）计算求出其平衡汽液相组成。 5. 精馏塔计算中每块板由于（组成）改变而引起的温度变化，可用（泡露点方程）确 定。 6. 多组分精馏根据指定设计变量不同可分为（设计）型计算和（操作）型计算。 7. 最低恒沸物，压力降低使恒沸组成中汽化潜热（小）的组分增加。 8. 萃取精馏中塔顶产品不合格时，经常采取（增加萃取剂用量）或（减小进料量）的措 施使产品达到分离要求。 9. 吸收有（1个）关键组分，这是因为（单向传质）的缘故。 10.吸收剂的再生常采用的是（用蒸汽或惰性气体的蒸出塔）、（用再沸器的蒸出塔）和 （用蒸馏塔）。 二、单项选择题（每小题1分，共10分） 1. 吸收属于（A ） A.平衡分离；B.速率分离；C.机械分离；D.膜分离。
2. 计算溶液泡点时，若∑=>-C i i i X K 1 01，则说明（C ） A. 温度偏低； B. 正好泡点； C. 温度偏高。 3. 如果体系的汽相为理想气体，液相为非理想溶液；则相平衡常数可以简化表示为 （ D ） A. L i i V i K φφ= B. s i i P K P = C. L i i V i K φφ= D. s i i i P K P γ= 4. 汽液相平衡K 值越大，说明该组分越（?A ） A.易挥发； B.难挥发； C.沸点高； D.蒸汽压小。 5. 如果塔顶采用全凝器，计算塔顶第一级的温度可以利用方程（ B ） A.泡点方程； B.露点方程； C. 闪蒸方程； D.相平衡方程。 6. 计算在一定温度下与已知液相组成成平衡的汽相组成和压力的问题是计算（ B ） A.泡点温度； B.泡点压力； C.等温闪蒸； D.露点压力。 7. 精馏中用HNK 表示（ C ） A. 轻关键组分； B. 重关键组分； C. 重非关键组分； D. 轻非关键组分。 8. 以下描述中，不属于萃取精馏中溶剂的作用的是（ D ） A.稀释作用； B.对组分相互作用不同； C.与某组分形成正偏差溶液； D.与某组分形成共沸物。 9. 在一定温度和组成下，A ，B 混合液的总蒸汽压力为P ，若S A P P >，且S B P P >，则该溶液 （ A ）
化工分离工程复习题
复习题 一、 填空选择: 1. 分离作用就是由于加入(分离剂)而引起的,因为分离过程就是( 混合过程 )的逆过程。 2. 衡量分离的程度用(分离因子)表示,处于相平衡状态的分离程度就是(固有分离因子)。 3. 分离过程就是(混合过程)的逆过程,因此需加入(分离剂)来达到分离目的。 4. 工业上常用(分离因子)表示特定物系的分离程度,汽液相物系的最大分离程度又称为(理想分离因子)。 5. 固有分离因子就是根据(气液相平衡)来计算的。它与实际分离因子的差别用(板效率)来表示。 6. 汽液相平衡就是处理(气液传质分离)过程的基础。相平衡的条件就是(所有相中温度压力相等,每一组分的化学位相等)。 7. 当混合物在一定的温度、压力下,满足( 1,1 i K i z i z i K )条件即处于两相区,可通过(物料平衡与相平衡)计算求出其平衡汽液相组成。 8. 萃取精馏塔在萃取剂加入口以上需设(萃取剂回收段)。 9. 最低恒沸物,压力降低就是恒沸组成中汽化潜热(小)的组分增加。 10. 吸收因子为(KV L A ),其值可反应吸收过程的(难易程度)。 11. 对一个具有四块板的吸收塔,总吸收量的80%就是在(塔顶釜两块板)合成的。 12. 吸收剂的再生常采用的就是(用蒸汽或惰性气体的蒸出塔),(用再沸器的蒸出塔),(用蒸馏塔)。 13. 精馏塔计算中每块板由于(组成)改变而引起的温度变化,可用(泡露点方程)确定。 14. 用于吸收过程的相平衡关系可表示为(L = A V)。 15. 多组分精馏根据指定设计变量不同可分为(设计)型计算与(操作)型计算。 16. 在塔顶与塔釜同时出现的组分为(分配组分)。 17. 吸收过程在塔釜的限度为(i N x i K i N y ,,1 ),它决定了吸收液的(该组分的最大浓度)。 18. 吸收过程在塔顶的限度为(i x i K i y ,0,1 ),它决定了吸收剂中(自身挟带)。 19. 吸收的相平衡表达式为( L = AV 、),在( 温度降低,压力升高)操作下有利于吸收,吸收操作的限度就是( i N x i K i N y ,,1 i x i K i y ,0,1 )。 20. 若为最高沸点恒沸物,则组分的无限稀释活度系数与饱与蒸汽压的关系式为 ( 211 21 S P S P )。