吸收部分模拟试题及答案
一、填空
1气体吸收计算中，表示设备（填料）效能高低的一个量是 传质单元高度 ，而表示传质任务难易程度的一个量是 传质单元数 。
2 在传质理论中有代表性的三个模型分别为 双膜理论 、 溶质渗透理论 、表面更新理论。
3如果板式塔设计不合理或操作不当，可能产生 严重漏液 、 严重泡沫夹带及 液泛 等不正常现象，使塔无法工作。
4在吸收塔某处，气相主体浓度y=0.025，液相主体浓度x=0.01，气相传质分系数k y =2kmol/m 2
·h ，气相传质总K y =1.5kmol/m 2
·h ，则该处气液界面上气相浓度y i 应为??0.01???。平衡关系y=0.5x 。
6单向扩散中飘流因子 A>1 。漂流因数可表示为 ，它反映 由于总
体流动使传质速率比单纯分子扩散增加的比率。
7在填料塔中用清水吸收混合气中HCl ，当水量减少时气相总传质单元数N OG 增加 。 8一般来说，两组份的等分子反相扩散体现在 精馏 单元操作中，而A 组份通过B 组份的单相扩散体现在 吸收 操作中。
9 板式塔的类型有 泡罩塔 、 浮阀塔 、 筛板塔 （说出三种）；板式塔从总体上看汽液两相呈 逆流 接触，在板上汽液两相呈 错流 接触。 10分子扩散中菲克定律的表达式为?????dz
dC D J A
AB
A -= ，气相中的分子扩散系数D 随
温度升高而???增大???（增大、减小），随压力增加而???减小???（增大、减小）。
12易溶气体溶液上方的分压 小 ，难溶气体溶液上方的分压 大 ，只要组份在气相中的分压 大于 液相中该组分的平衡分压，吸收就会继续进行。
13压力 减小 ,温度 升高 ,将有利于解吸的进行 ；吸收因素A= L/mV ,当 A>1 时,对逆流操作的吸收塔,若填料层为无穷高时,气液两相将在塔 顶 达到平衡。
14某低浓度气体吸收过程， 已知相平衡常数m=1 ，气膜和液膜体积吸收系数分别为k ya =2×10-4kmol/m 3.s, k xa =0.4 kmol/m 3.s, 则该吸收过程及气膜阻力占总阻力的百分数分别为 气膜控制，约100% ；该气体为 易 溶气体。 二、选择
1 根据双膜理论，当被吸收组分在液相中溶解度很小时，以液相浓度表示的总传质系数 B 。
A 大于液相传质分系数
B 近似等于液相传质分系数
C 小于气相传质分系数
D 近似等于气相传质分系数 2 单向扩散中飘流因子 A 。
A >1
B <1
C =1
D 不一定
3 在吸收塔某处，气相主体浓度y=0.025，液相主体浓度x=0.01，气相传质分系数k y =2kmol/m 2·h ，气相传质总K y =1.5kmol/m 2·h ，则该处气液界面上气相浓度y i 应为???B ???。
平衡关系y=0.5x 。
A 0.02
B 0.01
C 0.015
D 0.005
4 已知SO 2水溶液在三种温度t 1、t 2、t 3下的亨利系数分别为E 1=0.0035atm 、E 2=0.011atm 、E 3=0.00625atm ，则??A ??
A t 1 B t 3>t 2 C t 1>t 2 D t 3 5 逆流操作的吸收塔，当吸收因素A<1且填料为无穷高时，气液两相将在??B ???达到平衡。 A 塔顶 B 塔底 C 塔中部 D 不确定 6 对一定操作条件下的填料吸收塔，如将填料层增高一些，则塔的H OG 将???C ???，N OG 将??A ????。 A 增大 B 减小 C 不变 D 不能判断 7 吸收塔的设计中，若填料性质及处理量（气体）一定，液气比增加，则传质推动力 A ， 传质单元数 B ，传质单元高度 C ，所需填料层高度 B 。 A 增大 B 减小 C 不变 D 不能判断 8 料塔中用清水吸收混合气中NH 3，当水泵发生故障上水量减少时，气相总传质单元数 N OG A . A 增加 B 减少 C 不变 D 不确定 三、计算 1 某填料塔用水吸收混合气中丙酮蒸汽。混合气流速为V=16kol/)(2m h ?，操作压力P=101.3kPa 。已知容积传质系数)/(6.643 m h kmol a k y ?=，)/(6.163m h kmol a k L ?=，相平衡关系为A A c p 62.4=（式中气相分压A p 的单位是kPa ，平衡浓度单位是3/m kmol ）。求：（1）容积总传质系数a K y 及传质单元高度OG H ；（2）液相阻力占总传质阻力的百分数。 解： （1）由亨利定律 x Hc Hc Ex P M ?=== mx y = M M M c c P Hc m 0456.03 .10162.4/== =∴ 3 /6.16m h kmol c ac k a k M M L x ?== kmol m h c c a k m M M x /10 75.26.160456.03 3 ??== ∴ - a k m a k a K x y y += 1 1 = kmol m h /0182.010 75.26 .6413 3 ?=?+- 3 /9.54m h kmol a K y ?=∴ )(291.09 .5416m a K V H y OG === （1）液相阻力占总阻力的百分数为： %1.15151.00182 .01075.2/1/3 ==?= -a K a k m y x 2 低含量气体逆流吸收，试证： 2 1ln 11y y L mV N OG ??- = 式中e y y y 111-=?为塔底的吸收推动力；e y y y 222-=?为塔顶的吸收推动力。 证明：由物料衡算得： )(22y y L V x x -+ = 低浓度吸收 mx y e = )(22y y L mV mx y e -+ = 2 22 212222)1(ln 11) ()1() (1 12 12 12 mx y mx y L mV y L mV L mV mx y L mV y L mV dy dy y y L mV mx y y y dy N y y y y y y e OG --+ -- =-+- = -- -= -= ? ? ? )()(2121y y V x x L -=- 1221mx mx y L mV y L mV =+- ∴ 得 2 12 211ln 11ln 11y y L mV mx y mx y L mV N OG ??- =--- = 3 某填料吸收塔用含溶质0002.02=x 的溶剂逆流吸收混合气中的可溶组分，采用液气比L/V=3，气体入口质量分数01.01=y 回收率可达90.0=η。已知物系的平衡关系为y=2x 。 今因解吸不良使吸收剂入口摩尔分数升至00035.02 ='x ，试求： （1）可溶组分的回收率η'下降至多少？ （2）液相出塔摩尔分数1 x '升高至多少？ 解： （1）001.0)9.01(01.0)1(12=-?=-=ηy y 667.03 2/1=== V L m A ]1) 1 1l n [(1112 21 1A mx y mx y A A N OG + --- - = = 38.5]667.02 0002.0001.020002.001.0) 667.01ln[(667 .011 =+?-?--- 当2x 上升时，由于H 不变，OG H 不变 OG OG H H N /=∴也不变，即 ]667.0200035.0200035.001.0) 667.01ln[(667 .01138.52 +?-'?---= y 0013.02 ='y 87.001 .00013 .001.01 2 1=-= '-= 'y y y η （3）物料衡算 )()(212 1x x L y y V '-'='- 22 11 )(x y y L V x '+'-='∴ =00325.000035.0)0013.001.0(3 1=+-? 4 有一填料吸收塔，在28℃及101.3kPa ，用清水吸收200m 3/h 氨-空气混合气中的氨，使其 含量由5%降低到0.04%（均为摩尔%）。填料塔直径为0.8m ，填料层体积为3 m 3，平衡关系为Y=1.4X ，已知Kya=38.5kmol/h 。问（1）出塔氨水浓度为出口最大浓度的80%时，该塔能否使用？（2）若在上述操作条件下，将吸收剂用量增大10%，该塔能否使用？（注：在此条件下不会发生液泛） 解：（1） 05263.005.0105 .01=-= Y 0004.00004 .010004 .02=-= Y 惰性气体流量 h kmol V /69.7)05.01(301 273 4.22200=-??= 0376.04 .105263.011== = * m Y X 0301.080.011==* X X h kmol X X Y Y V L /34.130 0301.0) 0004.005263.0(69.7)(2 121=--?= --= 01046 .00301.04.105263.01 11=?-=-='?mX Y Y 0004.022=='?Y Y 00308.0ln 2121=' ?'?'?-'?='?Y Y Y Y Y m m Y K Y Y V Z m Ya 74.600308 .08.0785.05.38)0004.005263.0(69.7)(2 21=???-?= 'Ω?-= ' 该塔现有填料层高度 m Z 68 .0785.032 =?= 因为 Z Z ?' 所以该塔不适合。 （2）吸收剂用量增大10%时 h k m o l L /67.1434.131.1=?='' h k m o l X X X Y Y V L /67.140 ) 0004.005263.0(69.7)(12 121=-''-?= -''-= '' 0274.01=''X 01424.00274.04.105263.0111=?-=''-=''?X m Y Y 0004.022==''?Y Y 00387.00004 .001424.0ln 0004 .001424.0=-=''?m Y m Y K Y Y V Z m Ya 36.500387 .08.0785.05.38)0004.005263.0(69.7)(2 21=???-?= ''Ω?-= '' 因为 Z Z ?'' 所以该塔适合。 5 一填料塔用清水逆流吸收混合气中的有害组分A 。已知操作条件下气相总传质单元高度为1.5m ，进塔混合气组成为0.04（A 的摩尔分率，下同），出塔尾气组成为0.0053，出塔水溶 液浓度为0.0128，操作条件下平衡关系为Y=2.5X 。试求：（1）液气比为最小液气比的多少倍？（2）所需填料层高度？（3）若气液流量和初始组成不变，要求尾气浓度降至0.0033，求此时填料层高度为若干米？ 解：（1）液气比为最小液气比的多少倍? 0417.004 .0104.01=-= Y 00533.00053 .010053.02=-= Y 01297.000128 .0100128.01=-= X 804.2001297.000533.00417.0/2 121=--= --= X X Y Y V L 18.25 .2/0417.000533.00417.0/)/(1212 1 21min =-= -=--=*m Y Y Y X X Y Y V L 则 286.118 .2804 .2)/() /(min ==V L V L (2）所需填料层高度？ OG OG N H Z ?= 892.0804.2/5.2/===L mV S 11 .5]892.00 00533.000417.0) 892.01ln[(892 .011] ) 1ln[(112 221=+----= +----= S mX Y mX Y S S N OG 故 m N H Z OG OG 67.711.55.1=?=?= (3) 此条件下的填料层高度。 00331.00033 .010033.02=-= 'Y 52 .7]892.00 00331.000417.0) 892.01ln[(892 .011] ) 1ln[(112 221=+----= +-'---='S mX Y mX Y S S N OG m N H Z OG OG 28.1152.75.1=?='?=' 6在一逆流操作的吸收塔内用吸收剂吸收混合气中的溶质A 。混合气的摩尔流量为 105kmol/h ，溶质浓度为0.05（摩尔分率，下同），回收率为95%。进入系统的吸收液量为65 kmol/h ，其中溶质浓度为0.01。操作压强为202.7 kPa ，操作温度下的溶液的亨利系数为 16.2 kPa ，要求： （1）在Y -X 图上画出吸收过程的操作线和平衡线，并标出塔 顶、塔低的状态点，再计算气相总传质单元数； （2）若采用吸收液部分循环流程，循环量为20 kmol/h ，，进入 系统的吸收剂量和组成不变，回收率不变。且知吸收过程为气膜控制，试绘出该过程的操作线并求出气相传质单元 数。 解：（1）X 1及N OG 的计算 进入吸收塔的惰性气体摩尔流量为： h k m o l V /75.99)05.01(105=-?= 进塔气体中溶质A 的浓度为： 05263.005 .0105.01=-= Y 出塔气体中溶质A 的浓度为： 00263.0)95.01(5263.0)1(12=-?=-=A Y Y ? 进塔纯溶剂的摩尔流量为： h k m o l L /35.64)01.01(65=-?= 进塔吸收剂中溶质的浓度为： 0101.001 .0101.01=-= Y 物系的相平衡常数： 08.07 .2022 .16=== P E m 脱吸因数 7.0956.7/88.3914.0/=?==L mV S 对全塔作溶质A 的物料衡算可求得塔低吸收液中溶质浓度为： 0876.0)00263.005263.0(35 .6475.990101.0)(2121=-+ =-+ =Y Y L V X X 根据(),11Y X 和(),22Y X 在本题附图1中画出原操作线。 附图1 气相总传质单元数可由下式计算，即： 676 .3]124.00101 .008.000263.0 124.01ln[(124 .011) 1ln[(11221=+?---= ---= Y mX Y S S N OG （3）吸收液部分循环时的情况 根据题意画出如本题附图2所示的流程图。 循环吸收液的摩尔流量用R L '表示，其中纯溶剂的 流量为R L ，对整个系统作溶质的物料衡算可知1X 不 变，即0876.01=X 则 )1(1X L L R R +=' R L h k m o l L R /39.180876 .0120=+= 新鲜吸收液与循环吸收液混合后的浓度2 X '为： 1VY 2 12 )(X L L X L LX R R '+=+ L X 1 2)39.1835.64(0876.039.180101.035.64X '?+=?+? 附图2 解得 0273.02='X 因要保持回收率不变，故00263.02=Y 0964.0)39.1835.64/(75.9908.0/=+?='='L mV S 吸收液部分循环时的传质单元数为： OG OG N S X m Y X m Y S S N ?=+?-?---='+'-'-'-'-='12.5]0964.00273 .008.000263.00273.008.005263.0) 0964.01ln[(0964 .011] ) 1ln[(112 221 已知吸收过程为气膜控制，液体流量对OG H 的影响可忽略不计，故在吸收液有部分循环情况下，要达到同样的回收率，需较高的填料层。 根据上述的计算值，即：(),11Y X 和(),22 Y X '可在本题附图1上画出相应的循环操作线。由图可看出，操作线与平衡线之间距离变小，也即吸收推动力变小了。 7某逆流操作的吸收塔，用清水洗去气体中的有害组分。已知该塔填料层总高度为9m ，平衡关系Y=1.4X ，测得气体进、出口浓度Y 1=0.03，Y 2=0.002，液体出口浓度X 1=0.015（均为摩 尔比）。试求：（1）操作液气比L/V ；（2）气相总传质单元高度H OG ，（3）如果限定气体出口浓度Y 2=0.0015，为此拟增加填料层高度，在保持液气比不变的条件下应增加多少？ 解：（1）操作液气比L/V ； 87.10 015.0002.003.0/2 121=--= --= X X Y Y V L （2）气相总传质单元高度H OG ， 因 OG OG N H Z ?= 749.087.1/4.1/===L mV S 004 .6]749.00 002.0003.0) 749.01ln[(749 .011]) 1ln[(112 221=+----= +----= S mX Y mX Y S S N OG 故 5.16/9/===OG OG N Z H （3）=-'Z Z ？ 由题意知 2Y '=0.0015 其它条件不变，则 5.1=OG H 不变 新情况下的传质单元数为： 98 .6]749.00 0015.0003.0) 749.01ln[(749 .011] ) 1ln[(112 221=+----= +-'---='S mX Y mX Y S S N OG 故 m Z Z m N H Z OG OG 47.1947.1047.1098.65.1=-=-'=?=?=' 8某厂吸收塔填料层高度为4m ，用水吸收尾气中的有害组分A ，已知平衡关系为Y=1.5X ，塔顶X 2=0，Y 2=0.004，塔底X 1=0.008，Y 1=0.02，求： （1） 气相总传质单元高度； （2） 操作液气比为最小液气比的多少倍； （3） 由于法定排放浓度Y 2必须小于0.002，所以拟将填料层加高，若液气流量不变，传质单元高度的变化亦可忽略不计，问填料层应加高多少？ 解:（1）气相总传质单元高度 . 0008.05.15.111=?==* X Y 02=* Y 00577.0004 .0012 .002.0ln 004 .0)012.002.0(ln ) ()(2 21 12211=---= -----= ?* ** *Y Y Y Y Y Y Y Y Y m 77.200577 .0004.002.021=-= ?-= m OG Y Y Y N m N Z H OG OG 44.177.2/4/=== （2）操作液气比为最小液气比的多少倍 因为X 2=0，故 2008 .0004 .002.0/2 121=-= --= X X Y Y V L 2.15 .102.0004.002.0/)/(1212 1 21min =-= -= --=*m Y Y Y X X Y Y V L 则 67.12 .12 )/() /(min ==V L V L （3）=-'Z Z ？ 002.02='Y 02.01=Y 02 ='X 则 2004 .002.0/12 121=' -= '-''-= X X X Y Y V L 009.01='X 所以 0135.0009.05.15.111=?='=' *X Y 00382.0002.00135.002.0ln 002.0)0135.002.0(ln )()(2 2112211=---=-''--'-'-='?* * * *Y Y Y Y Y Y Y Y Y m 71.400382 .0002.002.021=-= ?'-='m OG Y Y Y N m N H Z OG OG 78.671.444.1=?='?=' 所以 m Z Z 78.2478.6=-=-' 蒸馏部分模拟试题及答案 一、填空 1精馏过程是利用 部分冷凝 和 部分汽化 的原理而进行的。精馏设计中，回流比越 大 ，所需理论板越少，操作能耗 增加 ，随着回流比的逐渐增大，操作费和设备费的总和将呈现 先降后升 的变化过程。 2精馏设计中，当回流比增大时所需理论板数 减小 （增大、减小），同时蒸馏釜中所需加热蒸汽消耗量 增大 （增大、减小），塔顶冷凝器中冷却介质消耗量 减小 （增大、减小），所需塔径 增大 （增大、减小）。 3分离任务要求一定，当回流比一定时，在5种进料状况中, 冷液体 进料的q 值最大，提馏段操作线与平衡线之间的距离 最远 , 分离所需的总理论板数 最少 。 4相对挥发度α=1，表示不能用 普通精馏分离 分离，但能用 萃取精馏或恒沸精馏分离 分离。 5某二元混合物，进料量为100kmol/h ，x F =0.6，要求得到塔顶x D 不小于0.9，则塔顶最大产量为 66.7 kmol/h 。 6精馏操作的依据是 混合液中各组分的挥发度差异 ，实现精馏操作的必要条件包括 塔顶液相回流 和 塔底上升蒸气 。 7负荷性能图有 五 条线，分别是 液相上限线 、 液相上限线 、 雾沫夹带线 、 漏液线 和 液泛线 。 8写出相对挥发度的几种表达式 α=B A v v /=B B A A x p x p //= B A B A x x y y //=o B o A p p /。 二、选择 1 已知q=1.1，则加料中液体量与总加料量之比为 C 。 A 1.1:1 B 1:1.1 C 1:1 D 0.1:1 2 精馏中引入回流，下降的液相与上升的汽相发生传质使上升的汽相易挥发组分浓度提高，最恰当的说法是 D 。 A 液相中易挥发组分进入汽相； B 汽相中难挥发组分进入液相； C 液相中易挥发组分和难挥发组分同时进入汽相，但其中易挥发组分较多； D 液相中易挥发组分进入汽相和汽相中难挥发组分进入液相必定同时发生。 3 某二元混合物，其中A 为易挥发组分，液相组成x A =0.6，相应的泡点为t 1，与之相平衡的汽相组成y A =0.7，相应的露点为t 2，则???A ??? A t 1=t 2 B t 1 C t 1>t 2 D 不确定 4某二元混合物，进料量为100kmol/h ，x F =0.6，要求得到塔顶x D 不小于0.9，则塔顶最大产量为???B ???。 A 60kmol/h B 66.7kmol/h C 90kmol/h D 不能定 5精馏操作时，若F 、D 、x F 、q 、R 、加料板位置都不变，而将塔顶泡点回流改为冷回流，则塔顶产品组成x D 变化为??B ???? A 变小 B 变大 C 不变 D 不确定 6在一二元连续精馏塔的操作中，进料量及组成不变，再沸器热负荷恒定，若回流比减少，则塔顶温度 A ，塔顶低沸点组分浓度 B ，塔底温度 C ，塔底低沸点组分浓度 A 。 A 升高 B 下降 C 不变 D 不确定 7某二元混合物，α=3，全回流条件下x n =0.3，则y n-1=???B ???。 A 0.9 B 0.3 C 0.854 D 0.794 8 某二元混合物，其中A 为易挥发组分，液相组成x A =0.4，相应的泡点为t 1，气相组成为y A =0.4，相应的露点组成为t 2，则 B 。 A t 1=t 2 B t 1 C t 1>t 2 D 不能判断 9某二元混合物，α=3，全回流条件下x n =0.3，则y n-1= D A 0.9 B 0.3 C 0.854 D 0.794 10精馏的操作线是直线，主要基于以下原因 D 。 A 理论板假定 B 理想物系 C 塔顶泡点回流 D 恒摩尔流假设 11某筛板精馏塔在操作一段时间后，分离效率降低，且全塔压降增加，其原因及应采取的措施是 B 。 A 塔板受腐蚀，孔径增大，产生漏液，应增加塔釜热负荷 B 筛孔被堵塞，孔径减小，孔速增加，雾沫夹带严重，应降低负荷操作 C 塔板脱落，理论板数减少，应停工检修 D 降液管折断，气体短路，需更换降液管 12板式塔中操作弹性最大的是 B 。 A 筛板塔 B 浮阀塔 C 泡罩塔 13下列命题中不正确的为 A 。 A 上升气速过大会引起漏液 B 上升气速过大会引起液泛 C 上升气速过大会使塔板效率下降 D 上升气速过大会造成过量的液沫夹带 14二元溶液连续精馏计算中，进料热状态的变化将引起以下线的变化 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 15下列情况 D 不是诱发降液管液泛的原因。 A 液、气负荷过大 B 过量雾沫夹带 C 塔板间距过小 D 过量漏液 三、计算 1某塔顶蒸汽在冷凝器中作部分冷凝，所得的气、液两相互成平衡。气相作产品，液相作回流，参见附图。塔顶产品组成为：全凝时为D x ，分凝时为0y 。设该系统符合恒摩尔流的假定，试推导此时的精馏段操作线方程。 解： 由精馏段一截面与塔顶（包括分凝器在内）作物料衡算。 0Dy Lx Vy +=， 若回流比为R 则0111y R x R R y V D x V L y ++ += + = 对于全凝时 精馏段操作线D x R x R R y 1 1 1 ++ += 可知：当选用的回流比一致，且0y x D =时两种情况的操作线完全一致。在x y ~图上 重合，分凝器相当于一块理论板。 2用一精馏塔分离二元液体混合物，进料量100kmol/h ，易挥发组分x F =0.5，泡点进料，得塔顶产品x D =0.9，塔底釜液x W =0.05（皆摩尔分率），操作回流比R=1.61，该物系平均相对挥发度α=2.25，塔顶为全凝器，求： (1) 塔顶和塔底的产品量（kmol/h ）； (2) 第一块塔板下降的液体组成x 1为多少； (3) 写出提馏段操作线数值方程； (4) 最小回流比。 解：（1）塔顶和塔底的产品量（kmol/h ）； F=D+W=100 （1） 505.010005.09.0=?==?+?F Fx W D （2） 上述两式联立求解得 W=47.06kmol/h D=52.94kmol/h （2）第一块塔板下降的液体组成x 1为多少； 因塔顶为全凝器， 1 1 1)1(1x x y x D -+= =αα 80.09 .025.125.29 .0)1(1 1 1=?-= --= y y x αα （3）写出提馏段操作线数值方程； 17.13894.5261.2)1(=?=+=='D R V V 23.18510094.5261.1=+?=+=+='F RD qF L L 则 017.034.117 .13805.006.4717 .13823.1851-'=?-'= '-''' ='+m m W m m x x V Wx x V L y （4）最小回流比。 泡点进料，q =1, 5.0==F q x x 692.05 .025.115.025.2)1(1=?+?= -+= q q q x x y αα 083.15 .0692.0692.09.0m i n =--= --= q q q D x y y x R 3一精馏塔，原料液组成为0.5（摩尔分率），饱和蒸气进料，原料处理量为100kmol/h ，塔 顶、塔底产品量各为50kmol/h 。已知精馏段操作线程为y=0.833x+0.15，塔釜用间接蒸气加热，塔顶全凝器，泡点回流。试求： （1） 塔顶、塔底产品组成； （2） 全凝器中每小时冷凝蒸气量； （3） 蒸馏釜中每小时产生蒸气量 （4） 若全塔平均α=3.0，塔顶第一块塔板默弗里效率E ml =0.6，求离开塔顶第二块塔板 的气相组成。 解：（1）塔顶、塔底产品组成； 因 833.0) 1(=+R R ， R=5 又 15.0) 1(=+R x D ， 90.0=D x 由物料衡算 W D F Wx Dx Fx += 得 1.050/)9.0505.0100(=?-?=W x （2）全凝器中每小时冷凝蒸气量； V=（R+1）D=300kmol/h （3）蒸馏釜中每小时产生蒸气量； q=0，V ′=V - F=300 -100=200kmol/h （4）求离开塔顶第二块塔板的气相组成。 6.01 11 =--= *x x x x E D D mV ， 1 1 1)1(1** -+= =x x y x D αα 75.09 .0239.0)1(1 1 1=?-= --= * y y x αα 故 6.075 .09.09.01=--x 81.01=x 825.015.081.0833.02=+?=y 4在一常压精馏塔内分离苯和甲苯混合物，塔顶为全凝器，塔釜间接蒸汽加热，平均相对挥发度为2.47，饱和蒸汽进料。已知进料量为150kmol/h ，进料组成为0.4（摩尔分率），回流比为4，塔顶馏出液中苯的回收率为0.97，塔釜采出液中甲苯的回收率为0.95。试求： （1）塔顶馏出液及塔釜采出液组成；（2）精馏段操作线方程；（3）提馏段操作线方程；（4）回流比与最小回流比的比值；（5）若全回流操作时，塔顶第一块塔板的气相默弗里板效率为0.6，全凝器液相组成为0.98，求由塔顶第二块板上升的气相组成。 解：（1）塔顶馏出液及塔釜采出液组成； 由 D F Dx Fx =97.0 （a ） ）W F x W x F -=-1()1(95.0 （b ） F=D+W+150 （c ） 604.0150=?==+F W D Fx Wx Dx （d ） 联立（a ）、（b ）、（c ）和（d ）求解得： W=87.3kmol/h ， D=62.7kmol/h x W =0.0206， x D =0.928 （2）精馏段操作线方程； 1856.08.01 1 1+=++ += +n D n n x R x x R R y （3）提馏段操作线方程； V Wx x V L y W m m ' -'' '='+1 饱和蒸气进料，故 q=0 F R V -+=')1(， DR L L ==' 则 011.0534.1)1()1(1-'=-+-'-+='+m W m m x F D R Wx x F R RD y （4）回流比与最小回流比的比值； q q q D x y y x R --= m i n q =0， 4.0==F q x y 由 q q q x x y )1(1-+= αα 得 2125.0=q x 816.22125 .04.04.0928.0min =--= R ， 42 .1min =R R （5）求由塔顶第二块板上升的气相组成。 6.02 1211 =--= * * y y y y E mV ， 而 1 1 1)1(1x x y -+= * αα 全回流时，12x y = 2 21 1 147.1147.2)1(1y y x x y += -+= * αα 98.01=y ， 代入上式可得： 9693.02=y 5在一常压精馏塔内分离苯和甲苯混合物，塔顶为全凝器，塔釜间接蒸汽加热。进料量为 1000kmol/h ，含苯0.4，要求塔顶馏出液中含苯0.9（以上均为摩尔分率），苯的回收率不低于90%，泡点进料，泡点回流。已知α=2.5，取回流比为最小回流比的1.5倍。试求：（1）塔顶产品量D 、塔底残液量W 及组成x w ；（2）最小回流比；（3）精馏段操作线方程；（4）提馏段操作线方程；（5）从与塔釜相邻的塔板上下降的液相组成为多少？（6）若改用饱和蒸汽进料，仍用（4）中所用回流比，所需理论板数为多少？ 解：（1）塔顶产品量D 、塔底残液量W 及组成x w ； 由 F D A Fx Dx = ?，得： h kmol D /4009 .09 .04.01000=??= W=F- D=1000-400=600kmol/h 又由物料衡算 W D F Wx Dx Fx += 得 0667.0600/)9.04004.01000(=?-?=W x （2）最小回流比； 泡点进料，q =1, 4.0==F q x x 625.04 .05.114.05.2)1(1=?+?= -+= Q q q x x y αα 22.14 .0625.0625.09.0min =--= --=q q q D x y y x R (3) 精馏段操作线方程； 83.15.1min ==R R 318.0646.01 1 1+=++ += +n D n n x R x x R R y (4) 提馏段操作线方程； 113240083.2)1(=?=+=='D R V V 1732100040083.1=+?=+=+='F RD qF L L 则 0353.053.11132 0667 .06001132 17321-'=?-'= '-''' ='+m m W m m x x V Wx x V L y （5）从与塔釜相邻的塔板上下降的液相组成 152.00667 .05.110667.05.2)1(1=?+?= -+= w w w x x y αα 由操作线方程 .053.11-'='+m m x y 得 0353.053.11 -'=x y w 0763.01='x （6）若改用饱和蒸汽进料，仍用（4）中所用回流比，所需理论板数又为多少。 饱和蒸气进料， q =0，4.0==F q x y 由 Q q q x x y )1(1-+= αα 得 21.0=q x 63.221 .04.04.09.0min =--= --=q q q D x y y x R 因 m i n R R ?， 故 ∞=T N 6 用一连续精馏塔分离苯-甲苯混合溶液，原料液中含苯0.40，塔顶馏出液中含苯0.95（以上均为摩尔分率）。原料液为气液混合进料，其中蒸汽占1/3（摩尔数比）。苯-甲苯的平均相对挥发度为2.5，回流比为最小回流比的2倍，试求： （1）原料液中汽相及液相的组成； （2）最小回流比； （3）若塔顶采用全凝器，求从塔顶往下数第二快理论板下降的液体组成。 解：（1）设原料液液相组成为F x '，汽相组成为F y '（均为摩尔分率）4.0=F x 则 4.03 132='+'F F y x （1） F F F x x y '+'='5.115.2 （2） 联立（1）式和（2）式，可得：326.0='F x 548.0='F y （2） q q q D x y y x R --= min 因 q=2/3， 1 1 -- -= q x x q q y F （3） x x y 5.115.2+= （4） 联立（3）和（4） 可得：326.0=q x 548.0=q y 所以 8.1222 .0402.0326 .0548.0548.095.0min ==--= R （3）精馏段操作线方程为 R=2×1.8=3.6 207.0783.06 .495.06 .46.31 1 1+=+ =++ += +n D n n x x R x x R R y 95.01==D x y 1 115.115.2x x y += 则 884.01=x 由 207.0783.012+=x y 得 899.02=y 2 25.115.2899.0x x += 781.02=x 7有某平均相对挥发度为3的理想溶液，其中易挥发组分的组成为60%（摩尔百分率，以下同），于泡点下送入精馏塔中，要求馏出液中易挥发组分组成不小于90%，残液中易挥发组分组成不大于2%，试用计算方法求以下各项： （1） 每获得kmol 1馏出液时原料液用量； （2） 若回流比R 为1.5，它相当于最小回流比的若干倍； （3） 回流比R 为1.5时，精馏段需若干层理论板； （4） 假设料液加到板上后，加料板上溶液的组成不变，仍为0.6，求上升到加料板上 蒸汽相的组成。 解 （1） 原料液用量 依题意知馏出液量kmol D 1=，在全塔范围内列总物料及易挥发组分的衡算，得： W W D F +=+=1 )(a W D F Wx Dx Fx += 或 W F 02.0)1(9.06.0+= )(b 由上二式解得，收集kmol 1的馏出液需用原料液量为： k m o l F 52.1= （2） 回流比为最小回流比的倍数 以相对挥发度表示的相平衡关系为： x x x x y 213)1(1+= -+= αα )(c 当6.0F x 时，与之平衡的气相组成为： 818.0) 6.0(21) 6.0(3=+= q y 由于是泡点进料，在最小回流比下的操作线斜率为： 273.06 .09.0818.09.01 min min =--= --=+q D q D x x y x R R 因此解得 376.0m i n =R 故操作回流比为最小回流比的4376 .05.1≈倍 （3） 精馏段理论板数 当回流比5.1=R ，相对挥发度α为3时，精馏段的平衡关系为式c 所示，操作线为： 1 1 1++ +=+R x x R R y D n n 36.06.01 5.19 .015.15.1+=++ += n n x x )(d 由于采用全凝器，故9.01==D x y ，将此值代入式c 解得75.01=x 。然后再利用式d 算出2y ，又利用式c 算出2x ，直至算出的x 等于或小于F x 为止。兹将计算结果列于 本例附表中。 （4） 上升到加料板的蒸汽相组成 提馏段操作线方程为： W s x W qF L W x W qF L qF L y -+- -++= / 2/ 由于泡点进料，故1=q 。 又 kmol RD L 5.1== 及 k m o l D F W 52.0152.1=-=-= 将以上数据代入提馏段操作线方程： 00416.0208.152 .052.15.1)02.0)(52.0(52 .052.15.152.15.1/ / 2/ 3-=-+- -++= x x y 由题意知，料液加到 板上后，板上液相组成仍为0.6，故上升到加料板的蒸汽相组成为： 72.000416.06.0208.1/ 3=-?=y 8用常压精馏塔分离某二元混合物，其平均相对挥发度为α=2，原料液量F=10kmol/h ，饱和蒸气进料，进料浓度x F =0.5（摩尔分率，下同），馏出液浓度x D =0.9，易挥发组份的回收率为90%，回流比R=2R min ，塔顶为全凝器，塔底为间接蒸气加热，求：（1）馏出液量及釜残液组成？（2）从第一块塔板下降的液体组成x 1为多少？（3）最小回流比？（4）精馏段各板上升的蒸气量为多少kmol/h ？（5）提馏段各板上升的蒸气量为多少kmol/h ？ 解：（1）馏出液量及釜残液组成； D F Dx Fx =90.0 h k m o l D /59 .05 .0109.0=??= F=D+W W=F-D=10-5=5kmol/h F W D Fx Wx Dx =+ 1.05 9 .055.010=?-?= -=W Dx Fx x D F W （2）从第一块塔板下降的液体组成x 1； 1 1 1)1(1x x y -+= αα 塔顶为全凝器， 故 9.01==D x y ， 82.0)1(1 1 1=--= y y x αα （3）最小回流比； 饱和蒸气进料 q =0， 5.0==F q x y 由 q q q x x y )1(1-+= αα 得 33 .0=q x ， 35.233 .05.05.09.0min =--= --= q q q D x y y x R （4）精馏段各板上升的蒸气量为多少kmol/h； V=（R+1）D=（2×2.35 + 1）×5=28.5kmol/h （5）提馏段各板上升的蒸气量为多少kmol/h。 V′=V-（q-1）F=28.5-10=18.5kmol/h 干燥习题及答案 一、填空题 1．对不饱和湿空气，干球温度------------------湿球温度，露点温度-------------湿球温度。2．干燥操作中，干燥介质（不饱和湿空气）经预热器后湿度--------------------------------，温度----------------------------------。 大于，小于 不变，升高 3．对不饱和空气进行加热，使温度由t1升至t2，此时其湿球温度--------------------------，相对湿度------------------------，露点--------------------------------，湿度-------------------------------------------。 4．在湿度一定时，不饱和空气的温度越低，其相对湿度越-------------------------------------------；不饱和空气中水蒸汽分压越高，其湿度越----------------------------。 上升，下降，不变，不变 大，高 5．在1atm下，不饱和湿空气的温度为295K，相对湿度为60％，当加热到373K时，该空气下列状态参数将如何变化？（只填变化的情况，不填变化的具体数值） 绝对湿度--------------------------，相对湿度------------------------，湿球温度-------------------，露点-----------------------，焓------------------------------------------------------。 不变，降低，升高，不变，增加， 6．以空气作为湿物料的干燥介质当所用空气的相对湿度较大时，湿物料的平衡水份相应----------------------，自由水份相应----------------------------。 7．常压下，空气中水汽分压为20mmHg时，其湿度H=----------------------。 较大较小 0.0168 8．已知在常压及25℃下水份在某湿物料与空气之间的平衡关系为：相对湿度?=100％时，平衡含水量X*=0.02Kg水/Kg绝干料；相对湿度?=40％时，平衡含水量X*=0.07。现该物料含水量为0.23Kg水/Kg绝干料，令其与25℃，?=40％的空气接触，则该物料的自由含水量为--------------------------------------- Kg水/Kg绝干料，结合水含量为--------------------- Kg 水/Kg绝干料，非结合水的含量为----------------------------- Kg水/Kg绝干料。 自由含水量X－X2*=0.23－0.007=0.223 结合水量为X1*=0.02 非结合水量X－X1*0.23－0.02=0.21 9．对易龟裂物料，常采用----------------------方法来控制进干燥器的?-值。干燥操作的必要 ［例2-3］ 求含正丁烷（1）0.15、正戊烷（2）0.4、和正已烷（3）0.45（摩尔分数）之烃类混合物在0.2MPa 压力下的泡点温度。B. 露点温度 a. 解：因各组分都是烷烃，所以汽、液相均可看成理想溶液， K i 只取决于温度和压力。如计算要求不高，可使用烃类的 p －T －K 图（见图 2-1）。 假设 T ＝ 50℃， p ＝0.2MPa ，查图求 K i ， 组分 xi Ki yi=Kixi 正丁烷 0.15 2.5 0.375 正戊烷 0.40 0.76 0.304 正已烷 0.45 0.28 0.126 说明所设温度偏低,选正丁烷为K G ,95.0805 .076 .03==∑=i G y K K 。查p-t-k 图t 为58.7, 再设 T ＝ 58.7℃，重复上述计算得 故泡点温度为 58.7℃。 解：B. 露点温度, 假设 T ＝ 80℃， p ＝0.2MPa ，查图求 K i ， 组分 xi Ki yi/Ki=xi 正丁烷 0.15 4.2 0.036 正戊烷 0.40 1.6 0.25 正已烷 0.45 0.65 0.692 1978.0≠=∑=∑∴i i i K y x 选正戊烷为参考组分，则 56.1978.06.14=?=∑?=i G x K K 由56.14=K ,查图2-1a 得t=78℃ K 1=4，K 2=1.56， K 3=0.6， 1053.175.0267.00375.0≈=++=∑ =∑∴i i i K y x 故混合物在78℃。 ［例2-7］ 进料流率为 1000kmol/ h的轻烃混合物，其组成为：丙烷 (1)30% ；正丁烷 (2)10% ；正戊烷 (3)15% ；正已烷 (4)45%( 摩尔 ) 。求在50 ℃和 200kPa 条件下闪蒸的汽、液相组成及流率。 解：该物系为轻烃混合物，可按理想溶液处理。由给定的T 和p ，从p - T - K 图查K i ，再采用上述顺序解法求解。 (1)核实闪蒸温度 假设50℃为进料泡点温度，则 假设50℃为进料的露点温度，则 说明进料的实际泡点和露点温度分别低于和高于规定的闪蒸温度，闪蒸问题成立。 (2)求Ψ ，令Ψ 1 =0.1(最不利的初值) =0.8785 因f (0.1)>0，应增大Ψ 值。因为每一项的分母中仅有一项变化，所以可以写出仅含未知数Ψ 的一个方程: 计算R - R 方程导数公式为： 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。 试卷编号： 一、名词解释题（本大题共3小题，每小题3分，总计9分） 1.Bioseparation Engineering：回收生物产品分离过程原理与方法。 2.双水相萃取：某些亲水性高分子聚合物的水溶液超过一定浓度后可形成两相， 并且在两相中水分均占很大比例，即形成双水相系统(two aqueous phase system)。 利用亲水性高分子聚合物的水溶液可形成双水相的性质，Albertsson于50年代 后期开发了双水相萃取法(two aqueous phase extraction)，又称双水相分配法(two aqueous phase partitioning)。 3.电渗：在电场作用下，带电颗粒在溶液中的运动。 二、辨别正误题并改正，对的打√，错的打×（本大题共15小题，每小题2分，总计30分） 1.壳聚糖能应用于发酵液的澄清处理是由于架桥作用。错（不确定） 2.目前国内工业上发酵生产的发酵液是复杂的牛顿性流体,滤饼具有可压缩性。错 3.盐析仅与蛋白质溶液PH和温度有关，常用于蛋白质的纯化。错 4.超临界流体是一种介于气体和液体之间的流体，可用于热敏性生物物质的分离。 对 5.膜分离时，当截留率δ=1时,表示溶质能自由透过膜。错 6.生产味精时，过饱和度仅对晶体生长有贡献。对 7.阴离子纤维素类离子交换剂能用于酸性青霉素的提取。对 8.卡那霉素晶体的生产可以采用添加一定浓度的甲醇来沉淀浓缩液中的卡那霉 素。 9.凝胶电泳和凝胶过滤的机理是一样的。错 10.PEG-硫酸钠水溶液能用于淀粉酶的提取。对 11.乙醇能沉淀蛋白质是由于降低了水化程度和盐析效应的结果。对 12.冷冻干燥一般在-20℃—-30℃下进行，干燥过程中可以加入甘油、蔗糖等作为保 护剂。对 13.反相层析的固定相和流动相都含有高极性基团，可用来分离生物物质。错 14.大网格吸附剂由于在制备时加入致孔剂而具有大孔径、高交联度，高比表面积 的特点。错（不确定） 15.PEG沉淀蛋白质是基于体积不相容性。错 三、选择题（本大题共10小题，每小题2分，总计20分） 1.对于反胶束萃取蛋白质，下面说法正确的是：A A 在有机相中，蛋白质被萃取进表面活性剂形成的极性核里 B 加入助溶剂，可用阳离子表面活性剂CTAB萃取带正电荷的蛋白质 C 表面活性剂浓度越高越好 D 增大溶液离子强度，双电层变薄，可提高反胶束萃取蛋白质的能力 2.能进行海水脱盐的是：C A 超滤 B 微滤 ,考试作弊将带来严重后果！ 华南理工大学《理论力学》期中试卷A （2010年11月） 判断题（下列各题，你认为正确的，请在题末的括号打“√”，错的打“×”， 每题2分，10题共20分） 1．某平面力系的力多边形自行封闭，则该力系必为平衡力系。 ( ) 2．一个力可以分解成一个力和一个力偶，反之一个力和一个力偶也能合成 （ ） 3．在自然坐标系中，如果速度v =常数，则加速度a =0。 （ ） 4．刚体上各点均作圆周运动，则刚体必作定轴转动。 （ ） 5．作用于刚体上的三个相互平衡的力，必在同一平面内。 （ ） 6．一空间力系，若各力作用线与某一固定直线相交，则其独立的平衡方程最多有5个。 （ ） 7. 力在平面上的投影与力在轴上的投影均为代数量。 ( ) 8. 平面运动刚体上任一垂直于某个固定平面的直线始终作平动。 ( ) 9. 点作曲线运动，若其法向加速度越来越大，则该点的速度大小变化不能确定。 ( ) 10. 加速度t d v d 的大小为t v d d 。 ( ) 二、填空题（请将简要答案填入划线内。每题5分，8题共40分。） 如图2.1所示，两直角杆AC 、CB 铰接于C ，D 处受水平力P 作用，则支座 A 、 B 处的约束力与x 轴的夹角α、β分别为α= ，β= 。 题2.1图 题2.2图 如图2.2均质正方形薄板重W ，置于铅垂面内，薄板与地面间的静摩擦因数5.0s =f ，在A 处作用一力F ，若使薄板静止不动，则力F 的最大值应为______。 如图2.3，边长为a =1 m 的立方体，受力如图所示。将该力系向O 点简化的 主矢为_____主矩为_____。 题2.3图 题2.4图 4. 如图2.4一重为W ，边长为a 的均质正方形薄板与一重为2/W 的均质三角形薄板焊接成梯形板，在A 点悬挂。今若使底边BC 保持水平，则边长=l ________。 5．在图2.5所示平面机构中，弯杆ABC 以匀角速度1ω绕轴A 转动，而圆盘D 又以匀角速度2ω绕轴D 相对于杆ABC 转动，图示瞬时AD 连线水平，ED 连线铅垂。若取ABC 为动坐标系，E 为动点，则此时E 点的牵连速度的大小为 ，牵连加速度的大小为 ，科氏加速度的大小为 。（请在图上标出它们的方向） 题2.5图 题2.6图 6．图2.6一斜抛物体，初速为0v ，抛射角为?。已知其轨迹方程为?cos 0t v x =， 2/sin 20gt t v y -=?。则t =0时的切向加速度τa =__，法向加速度 n a =__，曲率 半径ρ=___。 7. 图2.7半径为r 的圆盘，以匀角速度ω沿直线作纯滚动，则其速度瞬心的加速度的大小等于 ；方向 。（请在图上标出方向） 题2.8图 8A 点的加速度2s /cm 30=A a ，方向如图 2.8。则B 点为 2s /cm ，方向与直线OB 成 角。 三、简算题（每题5分，4题共20分） 1. 如图所示的正六面体，三边长分别为4、4、23cm ，沿对角线AB 方向作用一力F ，设力KN F 40=，求此力对三坐标轴之矩。 m 3m 3m 4 0 3A B A a O 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。 第一章 静力学基础 一． 填空题 1．理论力学的任务是研究物体作 机械运动 的规律 2．平衡是指 （相对于地球）静止或作匀速直线运动 . 3．力是物体之间 相互的机械 作用，这种作用使物体的 运动 或 形状 发生改变。 4．刚体是受力作用而 不变形 的物体。 5．刚体受到两个力作用而平衡的充分必要条件是 此两力等值、反向、共线 。 6．对刚体而言，力的三要素是大小、方向、作用线。 7．对刚体而言，力是 物体位移 矢量。 第二章 平面汇交力系与平面力偶系 一、填空题 1．平面汇交力系平衡的几何条件是 力多边形自行封闭 。 2．同一平面内两力偶的等效条件是 。 3．研究平面汇交力系时, 采用两种方法, 即 几何法 和 解析法 。 4．一个力F 在某轴上的分力是 量、投影是 量。 5．力偶使刚体转动的效果与 矩心位置 无关，完全由 力偶矩 决定。 6．力偶可在作用平面内任意 移动 ，也可向平行平面 移动 。 三、计算题 1．不计杆重，求图示结构中AB 、AC 两杆所受的力。 C A B 第三章 平面任意力系 一、填空题 1．平面任意力系平衡的充要条件为：该力系的主矢 和 主矩 同时为零。 2．平面平行力系独立的平衡方程有 3 个，可解 3 个未知量的问题。 3．作用在刚体上A 点的力,F 可以等效平移到刚体上任意点B ，但必须附加一个力偶，此 附加力偶的矩等于 。 4．平面任意力系向一点简化，需要将力系中的各力 简化 到作用面内选定的一点上，该点称为 简化中心 。 三、计算题 1．求图示简支梁A 、B 处的约束力。 )(2/7, )(2/9), (4↓=↑=→=qa qa qa F F F B Ay AX 《生物分离工程》题库 一、填充题 1. 生物产品的分离包括R 不溶物的去除 ，I 产物分离 ，P 纯化 和P 精 制 ； 2. 发酵液常用的固液分离方法有 过滤 和 离心 等； 3. 离心设备从形式上可分为 管式 ， 套筒式 ， 碟片式 等型式； 4. 膜分离过程中所使用的膜，依据其膜特性（孔径）不同可分为 微滤膜 ， 超滤膜 ， 纳滤膜 和 反渗透膜 ； 5. 多糖基离子交换剂包括 离子交换纤维素 和 葡聚糖凝胶离子交换剂 两大类； 6. 工业上常用的超滤装置有 板式 ， 管式 ， 螺旋式和 中空纤维式 ； 7. 影响吸附的主要因素有 吸附质的性质 ， 温度 ， 溶液pH 值 ， 盐的浓度 和 吸附物的浓度与吸附剂的用量 ； 8. 离子交换树脂由 网络骨架 （载体） ， 联结骨架上的功能基团 （活性基） 和 可 交换离子 组成。 9. 电泳用凝胶制备时，过硫酸铵的作用是 引发剂（ 提供催化丙烯酰胺和双丙烯酰胺聚 合所必需的自由基） ； 甲叉双丙烯酰胺的作用是 交联剂（丙烯酰胺单体和交联剂甲叉双丙烯酰胺催化剂的作 用下聚合而成的含酰胺基侧链的脂肪族长链） ； TEMED 的作用是 增速剂 （催化过硫酸胺形成自由基而加速丙烯酰胺和双丙烯酰胺的 聚合 ）； 10 影响盐析的因素有 溶质种类 ， 溶质浓度 ， pH 和 温度 ； 11.在结晶操作中，工业上常用的起晶方法有 自然起晶法 ， 刺激起晶法 和 晶种起晶法 ； 12.简单地说离子交换过程实际上只有 外部扩散 、内部扩散 和化学交换反应 三步； 13.在生物制品进行吸附或离子交换分离时，通常遵循Langmuir 吸附方程，其形式为c K c q q 0+= 14.反相高效液相色谱的固定相是 疏水性强 的，而流动相是 极性强 的；常用的固定相有C 8 辛烷基 和 十八烷基C 18 ；常用的流动相有 乙腈 和 异丙醇 ； 15.超临界流体的特点是与气体有相似的 粘度和扩散系数 ，与液体有相似的 密度 ； 16.离子交换树脂的合成方法有 加聚法 和 逐步共聚法 两大类； 试卷A/B 一、填空题：（共计25） 1.按所依据的物理化学原理，传质分离过程可以分为平衡分离过程和速率分离过程，常见的平衡分离过程有精馏、吸收、闪蒸。（5分） 2.多组分精馏的FUG简捷计算法中，F代表 Fenske 方程，用于计算N m ，U代表Underwood 公式，用于计算R m ，G代表 Gilliland 关联，用于确定实际理论板数 N 。（6分） 2.在多组分精馏的FUG简捷计算法中，用 Fenske 方程计算N m ，用 Underwood 公式计算 R m，用 Gilliland 关联确定 N 。（6分） driving force for gas absorption is 气相中溶质的实际分压与溶液中溶质的平衡蒸气压力之差。（2分） 4．泡点计算是分离过程设计中最基本的汽液平衡计算。泡点计算可分两种：泡点温度计算和泡点压力计算。（2分） 4.露点计算是分离过程设计中最基本的汽液平衡计算。露点计算可分两种：露点温度计算和露点压力计算。（2分） 5.多组分吸收简捷计算中所用到的Horton-Franklin方程关联了吸收因子、吸收率、和 理论板数。（3分） 6.多组分多级分离过程严格计算中围绕平衡级所建立的MESH方程分别是指：物料衡算方程，相平衡关系，组分摩尔分率加和方程和热量衡算方程（4分） 7共沸精馏是：原溶液加新组分后形成最低共沸物，塔顶采出。（3分） 7萃取精馏是：原溶液加新组分后不形成共沸物且新组分沸点最高，从塔釜采出。（3分） 二、单项或多项选择题（共计10） 1.晰分割法的基本假定是：馏出液中除了 A 外没有其他 C 。（2分） A. heavy key component; B. light key component; C. heavy non-key components; D. light non-key components. 1.晰分割法的基本假定是：釜液中除了 B 外没有其他 D 。（2分） A. heavy key component; B. light key component; C. heavy non-key components; D. light non-key components. 2.多组分精馏过程最多只能有 b) 个关键组分；多组分吸收过程最多只能有 a) 个关键组分（2分）。 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 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 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（k 0L ） 。 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。 1(1) 0(1) 1c i i i i z K K ψ=-=-+∑ 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0.6（mol分数）的苯（1）—甲苯（2）混合物在101.3kPa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=152.56kPa P20=61.59kPa 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=0.65(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0.50、丙烷0.4、丁烷0.1（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=1.26，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。 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 ） 华南理工大学2001至2002学年第一学期理论力学期末考试试题 ————————————————————————————————作者：————————————————————————————————日期： 2 华南理工大学2001至2002学年第一学期理论力学期末考试试题 华 南 理 工 大 学 理 论 力 学 期 终 考 试 卷 （工科） ======================================================== 考试日期：2002年 1 月 A 卷 院（系）： 2000级 考试时间：150分钟 班级： 姓名： 学号： --------------------------------------------------------------------- 题 号 一 二 三 四 五 六 总 分 得 分 一、选择题（每题3分，共15分）。请将答案的序号填入划线内） 1. 三力平衡定理是--------------------。 ① 共面不平行的三个力互相平衡必汇交于一点； ② 共面三力若平衡，必汇交于一点； ③ 三力汇交于一点，则这三个力必互相平衡。 2. 空间任意力系向某一定点O 简化，若主矢0≠'R ，主矩00≠M ，则此力系简化的最后结果--------------------。 ① 可能是一个力偶，也可能是一个力； ② 一定是一个力； ③ 可能是一个力，也可能是力螺旋； ④ 一定是力螺旋。 3. 如图所示，=P 60kM ，T F =20kN ，A , B 间的 静摩擦因数s f =0.5，动摩擦因数f =0.4，则物块A 所受的摩擦力F 的大小为-----------------------。 ① 25 kN ；② 20 kN ；③ 310kN ；④ 0 4. 点作匀变速曲线运动是指 ------------------。 ① 点的加速度大小a =常量； ② 点的加速度a =常矢量； ③ 点的切向加速度大小τa =常量； ④ 点的法向加速度大小n a =常量。 T F P A B ο 30 诚信应考,考试作弊将带来严重后果！ 华南理工大学期末考试 《mass transfer and separation process 》试卷 A 注意事项：1. 考前请将密封线内填写清楚； 2. 所有答案请直接答在试卷上(或答题纸上)； 3．考试形式：开（闭）卷； 1. (40 points) Fill in the blanks or choose the correct answer (1) The diffusivities of gases are proportional to ( 1.5 ) power of absolute temperature and are ( inversely proportional to ) pressure of the system. (2) The relation between the flux and the driving force of mass transfer for the equimolar diffusion is ( )(21c c D N --=δ ) (3) Rising the pressure in an absorption process of gas, the Henry ’s constant m will ( decrease ), and the rate of absorption will ( increase ) (4)For a separation process in which relative volatility α =1, the compositions of component A would be ( the same ) in both phases, separation is ( not possible ) when this occurs. (5) At the azeotropic point,both the vapor and the liquid in equilibrium have ( the same ) composition. It is ( not possible ) to separate the azeotropic mixtures by using ordinary distillation. (6) The definition of ideal stage is: (the vapor stream and liquid stream leaving the stage are in equilibrium ) (7) The separations of binary mixtures by a distillation operation are based on differences in vapor- and liquid-phase compositions arising from the ( partial vaporization ) of a liquid mixture or the ( partial condensation ) of a vapor mixture. (8)The difference between the actual plate and the ideal plate is corrected by ( plate efficiency ) (9) In general, the liquid rate for the absorber should be ( D ) times the minimum 研究生《分离工程》考试试卷（2009-12） 年级 专业 导师 姓名 成绩 一、填空题（20分） 1. 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 平衡分离过程 和 速率控制分离过程 。 分离过程常借助分离剂将均相混合物变成两相系统，分离剂有 能量媒介（ESA ） 和 物质媒介（MSA ） 两种类型. 2. 影响板式精馏塔分离效率的因素包括： 传质速率 ， 流型和混 合 效应 ， 雾沫夹带 和 物性的影响 。 4. 精馏操作中, 以板效率定义理论板和实际板的差异, 以汽相浓度表示的板效率定义为: (数学式,在第i 块板上) i i i+1 MV *i+1y -y E = y -y 。 5. 萃取精馏中溶剂的作用可以概括为两点： 对原溶液各组分产生不同程度的作用 和 稀释原溶液，减小各组分相互作用 。 6. 全回流精馏状态下得到的理论板数是,,,,,lg lg D lk B hk D hk B lk m lk hk x x x x N α??? ? ?? ? = 为最少理论塔板数 , 而最小回流比为 1iB Di m i iB x R ααθ=--∑ 理论塔板数无穷多时的回流比 。 7. 液液萃取的分配比定义为: 达到萃取平衡时，被萃物在萃取相中的浓度与被萃物在被萃相中的浓度之比 . 8. 固膜分离技术包括: 微过滤 超过滤 和 反渗透 等。 9. 分离的过程耦合是将不同性质的分离过程自身或与反应过程耦合起来，例如：萃取结晶、吸附蒸馏、化学吸收和化学蒸馏等. 10. 结晶图中，饱和S-S和过饱和曲线T-T将整个区域分为3个区，其中S-S和T-T之间的区称为亚稳定区，它又分为刺激结晶区和养晶区两个区。 11 相平衡常数的计算方法有状态方程法和活度系数法两种方法 12. 相平衡关系可用相图，相平衡常数和分离因子等来表达。 13. 通常所说多组分精馏的FUG简捷计算法中，F代表芬斯克方程，用于计算全回流操作时，达到分离要求所需要的最少理论塔板数，U代表恩德吾特公式，用于计算最小回流比，G代表吉利兰关联，用于确定实际回流比下所需理论塔板数。 14. 如果想用离子交换法去除溶液中的Na+，应用阳离子型的离子交换树脂，并用稀酸洗脱。 二、简答题（20） 1. 什么是物料的露点？它与物料的哪些参数有关？ 答：物料的露点分为露点温度和露点压力两类。当压力一定时，物料蒸汽凝结出第一个液滴时的温度为露点温度；当温度一定，恒温增压到结出第一滴露珠时的压力为露点压力。它与物料的粘度，沸点等参数有关，也与气体压力以及待结露物质在气体中含量有关。。 2. 反胶束萃取的萃取效率与什么效率有关？ 答：影响反胶束萃取蛋白质的主要因素，如下： 1）与反胶束相有关因素包括：表面活性剂的种类、表面活性剂的浓度、有机溶剂的种类、助表面活性剂及其浓度； 作业题 一、选择题 1. 正立方体的顶角上作用着六个大小相等的力(如图所示)，此力系向任一点简化 的结果是（ A ）。 （A ）主矢等于零，主矩不等于零； （B ）主矢不等于零，主矩也不等于零； （C ）主矢不等于零，主矩等于零； （D ）主矢等于零，主矩也等于零。 2．置于水平地面上的物体在沿水平方向的拉力作用下，仍处于静止，则物体所 受静摩擦力的大小（ B ）。 （A ）与压力成正比 （B ）等于水平拉力 （C ）小于滑动摩擦力 （D ）在物体上叠放另一物体，该物体受到的静摩擦力减小 3．点的速度合成定理r e a v v v +=的适用条件是（ B ）。 （A ）牵连运动只能是平动； （B ）牵连运动为平动和转动都适用； （C ）牵连运动只能是转动； （D ）牵连运动只能是直线平动。 4．设质点的动量为p ，受到的冲量为I ，则（ B ）。 （A ）动量和冲量都是瞬时量 （B ）动量和冲量的方向一定相 同 （C ）动量是瞬时量 （D ）冲量是瞬时量 5. 动量相等的甲、乙两车，刹车后沿两条水平路面滑行．若两车质量之比 m 1:m 2=1:2，路面对两车的阻力相同，则两车滑行时间之比为（ A ）。 （A ）1:1 （B ）1:2 （C ）2:1 （D ）1:4 6．一个物体是否被看作刚体，取决于（ B ）。 （A ）变形是否微小 （B ）变形不起决定因素 （C ）物体是否坚硬 （D ）是否研究物体的变形 7．一空间力系，各力的作用线都平行于某一固定平面，且该力系平衡，则该力 系的独立的平衡方程数为 （ A ）。 （A ）5个 （B ）3个 （C ）4个 （D ）6个 8．已知雨点相对地面铅直下落的速度为A v ，火车沿水平直轨运动的速度为B v ， 则雨点相对于火车的速度r v 的大小为（ C ）。 （A ）B A v v v +=r ； （B ）B A v v v -=r ； （C ）22r B A v v v +=； （D ）22r B A v v v -=。 9. 动量相等的甲、乙两车，刹车后沿两条水平路面滑行．若两车质量之比 m 1:m 2=1:2， 路面对两车的阻力相同，则两车滑行时间之比为（ A ）。 （A ）1:1 （B ）1:2 （C ）2:1 （D ）1:4 10．在点的合成运动中，牵连运动是指 （ C ）。 （A ）动系相对于定系的运动 （B ）动点相对于定系的运动 （C ）定系相对于动系的运动 （D ）牵连点相对于动系的运动 二、判断题 1．力在坐标轴上的投影及力在平面上的投影均为代数量均为矢量。 ( 错 ) 2. 在研究物体机械运动时，物体的变形对所研究问题没有影响，或影响甚微， 此时物体可视为刚体。 ( 错) 3. 若转动刚体受到的所有外力对转轴之矩恒等于零，则刚体对转轴的动量矩一 定保持不变。 第一章绪论 1、何为生化分离技术？其主要研究那些容？ 生化分离技术是指从动植物组织培养液和微生物发酵液中分离、纯化生物产品的过程中所采用的方法和手段的总称。 2、生化分离的一般步骤包括哪些环节及技术？ 一般说来，生化分离过程主要包括4个方面：①原料液的预处理和固液分离，常用加热、调PH、凝聚和絮凝等方法；②初步纯化(提取)，常用沉淀、吸附、萃取、超滤等单元操作；③高度纯化(精制)，常选用色谱分离技术；④成品加工，有浓缩、结晶和干燥等技术。 3、生化分离工程有那些特点，及其重要性？ 特点：1、目的产物在初始物料（发酵液）中的含量低；2、培养液是多组分的混合物，除少量产物外，还有大量的细胞及碎片、其他代物（几百上千种）、培养基成分、无机盐等；3、生化产物的稳定性低，易变质、易失活、易变性，对温度、pH值、重金属离子、有机溶剂、剪切力、表面力等非常敏感；4、对最终产品的质量要求高 重要性：生物技术产品一般存在于一个复杂的多相体系中。唯有经过分离和纯化等下游加工过程，才能制得符合使用要求的产品。因此产品的分离纯化是生物技术工业化的必需手段。在生物产品的开发研究中，分离过程的费用占全部研究费用的50％以上；在产品的成本构成中，分离与纯化部分占总成本的40～80％；精细、药用产品的比例更高达70～90％。显然开发新的分离和纯化工艺是提高经济效益或减少投资的重要途径。 4、生物技术下游工程与上游工程之间是否有联系？ 它们之间有联系。①生物工程作为一个整体，上游工程和下游工程要相互配合，为了利于目的产物的分离与纯化，上游的工艺设计应尽量为下游的分离纯化创造条件，例如，对于发酵工程产品，在加工过程中如果采用液体培养基，不用酵母膏、玉米浆等有色物质为原料，会使下游加工工程更方便、经济；②通常生物技术上游工程与下游工程相耦合。发酵-分离耦合过程的优点是可以解除终产物的反馈抑制效应，同时简化产物提取过程，缩短生产周期，收到一举数得的效果。 5、为何生物技术领域中往往出现“丰产不丰收”的现象？ 第二章预处理、过滤和细胞破碎 1、发酵液预处理的目的是什么？主要有那几种方法？ 目的：改变发酵液的物理性质，加快悬浮液中固形物沉降的速率；出去大部分可溶性杂质，并尽可能使产物转入便于以后处理的相中(多数是液相)，以便于固液分离及后提取工序的顺利进行。 方法：①加热法。升高温度可有效降低液体粘度，从而提高过滤速率，常用于粘度随温度变化较大的流体。控制适当温度和受热时间，能使蛋白质凝聚形成较大颗粒，进一步改善发酵液的过滤特性。使用加热法时必须注意加热温度必须控制在不影响目的产物活性的围，对于发酵液，温度过高或时间过长可能造成细胞溶解，胞物质外溢，而增加发酵液的复杂性，影响其后的产物分离与纯化； ②调节悬浮液的pH值，pH直接影响发酵液中某些物质的电离度和电荷性质，适当调节pH可以改善其过滤特性；③凝聚和絮凝；④使用惰性助滤剂。 2、何谓絮凝？何谓凝聚？何谓混凝？各自作用机理是什么？ 3、常用的凝聚剂有哪些？常用的絮凝剂有哪些？分离工程习题解答
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