2026年化工工藝學(xué)工藝流程設(shè)計(jì)卷全真模擬試題及答案1.（單選）在丙烯腈裝置反應(yīng)工段，若原料丙烯中丙烷體積分?jǐn)?shù)由2%升高至5%，保持相同轉(zhuǎn)化率，反應(yīng)器出口未反應(yīng)丙烯摩爾流量將A.增加12%?B.減少8%?C.基本不變?D.增加3%答案：A解析：丙烷為惰性組分，其升高會(huì)降低丙烯分壓，根據(jù)速率方程r=k·P丙烯^0.7，速率下降，需提高反應(yīng)溫度維持轉(zhuǎn)化率，但題設(shè)“保持相同轉(zhuǎn)化率”意味著反應(yīng)時(shí)間延長，未反應(yīng)丙烯絕對(duì)量增加，經(jīng)驗(yàn)關(guān)聯(lián)ΔF≈(ΔP丙烷/0.7)×1.8≈12%。2.（單選）采用N-甲基吡咯烷酮（NMP）萃取精餾分離C4，當(dāng)溶劑比由8:1降至5:1時(shí)，關(guān)鍵組分相對(duì)揮發(fā)度α從1.85降至1.52，若理論板數(shù)不變，則塔頂產(chǎn)品純度（質(zhì)量分?jǐn)?shù)）將A.下降2.1%?B.下降4.7%?C.下降7.3%?D.下降9.5%答案：C解析：根據(jù)Fenske方程N(yùn)min=ln[(xD/xB)·(1-xB)/(1-xD)]/lnα，代入N=40，反推xD變化，α下降17.8%，xD下降約7.3%。3.（單選）某硫酸裝置焚硫爐出口SO2體積分?jǐn)?shù)10.5%，O29.2%，若采用5段中間換熱式轉(zhuǎn)化器，最終轉(zhuǎn)化率可達(dá)99.75%，則第3段出口溫度最佳控制值為A.455℃?B.475℃?C.495℃?D.515℃答案：B解析：利用平衡曲線與最佳溫度曲線交點(diǎn)法，第3段入口SO2濃度已降至3.1%，平衡溫度約485℃，最佳溫度Topt=Teq-25℃，取475℃可兼顧速率與平衡。4.（單選）在甲醇合成回路中，若循環(huán)氣中CO2含量由3%提至6%，水冷器出口溫度不變，則高壓分離器液相中甲醇摩爾分?jǐn)?shù)A.上升1.2%?B.下降0.8%?C.上升0.4%?D.下降2.0%答案：B解析：CO2升高促進(jìn)逆水煤氣變換，生成更多水，液相水含量升高，甲醇溶解度下降，氣液平衡計(jì)算得甲醇摩爾分?jǐn)?shù)下降0.8%。5.（單選）對(duì)于年產(chǎn)40萬噸乙二醇的煤制乙二醇裝置，亞硝酸甲酯（MN）再生塔采用填料塔，若改用規(guī)整填料比散裝填料壓降降低45%，則循環(huán)氣壓縮機(jī)軸功率可下降A(chǔ).180kW?B.320kW?C.480kW?D.640kW答案：C解析：系統(tǒng)壓降由28kPa降至15.4kPa，循環(huán)氣量420kmol/h，壓縮機(jī)多變功W=ν·ΔP/η，取η=0.75，計(jì)算得480kW。6.（單選）某苯乙烯裝置乙苯脫氫反應(yīng)器采用徑向流反應(yīng)器，催化劑床層外徑3.2m，內(nèi)徑1.4m，高4m，若催化劑顆粒φ4mm，床層空隙率0.42，則反應(yīng)器壓降最接近A.18kPa?B.28kPa?C.38kPa?D.48kPa答案：B解析：Ergun方程計(jì)算，質(zhì)量流速G=1.85kg/(m2·s)，μ=2.8×10??Pa·s，ρ=2.7kg/m3，ΔP/L=1.8×10?Pa/m，乘以高4m得28kPa。7.（單選）在己內(nèi)酰胺裝置中，若環(huán)己酮肟貝克曼重排反應(yīng)采用微反應(yīng)器，持液量僅8mL，反應(yīng)時(shí)間3s，則與釜式反應(yīng)器相比，副產(chǎn)物環(huán)己酮下降A(chǔ).35%?B.50%?C.65%?D.80%答案：D解析：微反應(yīng)器強(qiáng)化傳質(zhì)，局部過酸區(qū)消失，副反應(yīng)速率下降一個(gè)數(shù)量級(jí)，實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)下降80%。8.（單選）某天然氣蒸汽轉(zhuǎn)化制氫裝置，水碳比由3.0降至2.5，出口甲烷干基體積分?jǐn)?shù)由3.2%升至4.1%，則轉(zhuǎn)化爐管壁最高溫度將A.上升15℃?B.上升25℃?C.上升35℃?D.上升45℃答案：B解析：水碳比下降，反應(yīng)平衡左移，需提高管壁溫度補(bǔ)償，熱通量不變下，管壁溫度上升約25℃。9.（單選）在環(huán)氧丙烷HPPO工藝中，過氧化氫轉(zhuǎn)化率99.2%，PO選擇性93.5%，若副產(chǎn)丙二醇單甲醚（PGME）選擇性2.1%，則每生產(chǎn)1tPO副產(chǎn)PGMEA.18kg?B.22kg?C.26kg?D.30kg答案：B解析：PO分子量58，PGME118，按選擇性比例計(jì)算得22kg。10.（單選）某PTA裝置氧化反應(yīng)器尾氣氧含量由4.0%降至2.5%，則反應(yīng)器頂部氣相爆炸三角形最接近A.甲烷區(qū)?B.燃燒區(qū)邊緣?C.非燃區(qū)?D.不確定答案：B解析：對(duì)二甲苯爆炸下限1.1%，上限7.0%，氧含量2.5%處于燃燒區(qū)邊緣，需補(bǔ)氮確保非燃。11.（多選）關(guān)于醋酸乙烯乳液聚合反應(yīng)器設(shè)計(jì)，下列措施可有效抑制凝膠化A.采用半連續(xù)滴加單體?B.反應(yīng)溫度梯度控制±0.5℃?C.添加0.3%聚乙烯醇保護(hù)膠體?D.攪拌功率降至0.5kW/m3?E.采用螺旋擋板強(qiáng)化軸向混合答案：ABCE解析：降低局部單體濃度、溫控、空間位阻及強(qiáng)化混合均可抑制凝膠，低攪拌功率反而促進(jìn)凝膠。12.（多選）在離子膜法燒堿中，下列因素導(dǎo)致槽電壓升高A.陽極涂層脫落?B.陰極側(cè)Fe3?污染?C.鹽水SO?2?超標(biāo)?D.膜含水率下降?E.電流密度降低答案：ABCD解析：涂層脫落、Fe污染、SO?2?沉積、膜失水均增大電阻，電流密度降低反而降電壓。13.（多選）對(duì)于CO?捕集MEA吸收塔，下列操作可降低再沸器熱負(fù)荷A.提高貧液濃度至35wt%?B.降低吸收溫度至35℃?C.采用富液分級(jí)閃蒸?D.提高操作壓力至0.25MPa?E.采用混合胺MDEA+PZ答案：BCE解析：低溫、閃蒸回收熱、混合胺降低反應(yīng)熱均可節(jié)能，高濃度與高壓反而增加熱負(fù)荷。14.（多選）在聚碳酸酯界面縮聚中，下列措施可提高分子量A.提高NaOH/雙酚A摩爾比至2.2?B.降低光氣過量率至105%?C.加入0.5%季銨鹽相轉(zhuǎn)移催化劑?D.反應(yīng)溫度降至15℃?E.采用高剪切乳化機(jī)答案：CDE解析：相轉(zhuǎn)移、低溫抑制水解、高剪切增大界面面積均可提高分子量，高堿比與低光氣不利。15.（多選）關(guān)于費(fèi)托合成漿態(tài)床反應(yīng)器，下列說法正確A.催化劑粒徑減小可減小內(nèi)擴(kuò)散限制?B.高表觀氣速導(dǎo)致催化劑夾帶增加?C.換熱管束宜采用U型管?D.漿液濃度升高導(dǎo)致黏度劇增?E.采用石蠟作為起始漿液介質(zhì)答案：ABCDE解析：全部正確，石蠟起始可避免輕組分揮發(fā)。16.（填空）某年產(chǎn)30萬噸醋酸乙烯裝置，反應(yīng)器入口C?H?:CH?COOH=1.15:1（mol），單段轉(zhuǎn)化率72%，選擇性92%，則每生產(chǎn)1t醋酸乙烯需循環(huán)乙炔______kmol。答案：0.42解析：設(shè)進(jìn)料1kmol乙炔，反應(yīng)掉0.72kmol，生成0.72×0.92=0.6624kmol產(chǎn)品，需產(chǎn)品1/86=0.0116kmol，循環(huán)乙炈=(1-0.72)×0.0116/0.6624=0.42kmol。17.（填空）某苯酚丙酮裝置異丙苯氧化塔，采用鼓泡塔，空塔氣速0.08m/s，若氧傳質(zhì)系數(shù)kLa=0.045s?1，則液相氧濃度達(dá)飽和80%所需塔高_(dá)_____m。答案：3.2解析：ln(1-0.8)=-kLa·H/ug，H=-ln0.2×0.08/0.045=3.2m。18.（填空）某30wt%NaOH溶液在50℃下密度為1.328g/cm3，若采用降膜蒸發(fā)器濃縮至50wt%，則蒸發(fā)水量為______kg水/kg原溶液。答案：0.462解析：基準(zhǔn)1kg原液，NaOH0.3kg，水0.7kg，濃縮后總質(zhì)量0.3/0.5=0.6kg，蒸發(fā)0.4kg，比例0.4/1=0.462。19.（填空）某合成氨裝置一段爐出口氣體含水汽58mol%，干氣中CH?8.5%，則水碳比為______。答案：3.1解析：水碳比=H?O/CH?=58/(100-58)×8.5/100=3.1。20.（填空）某丙烯酸裝置，丙烯腈副產(chǎn)0.8kg/t丙烯酸，若年產(chǎn)16萬噸丙烯酸，則年副產(chǎn)丙烯腈______噸。答案：128解析：16×0.8=128t。21.（簡答）闡述在乙二醇裝置環(huán)氧乙烷吸收塔中，采用碳酸乙烯酯（EC）替代水作為吸收劑的優(yōu)缺點(diǎn)，并給出工藝優(yōu)化方向。答案：優(yōu)點(diǎn)：①EC對(duì)EO溶解度比水高6倍，循環(huán)量降低75%，塔徑減??；②EC蒸汽壓低于水，吸收溫度可升至45℃，減少冷凍負(fù)荷；③EC與EO不生成乙二醇，解吸塔底部無需提餾段，蒸汽節(jié)省30%；④EC化學(xué)穩(wěn)定性好，發(fā)泡傾向低。缺點(diǎn)：①EC黏度25℃下1.9cP，傳質(zhì)系數(shù)下降30%，需高效填料；②EC價(jià)格1.8萬元/t，一次填充成本高；③EC與微量酸催化劑易水解生成CO?，需離子交換脫酸；④火災(zāi)風(fēng)險(xiǎn)高于水，需氮?dú)獗Ｗo(hù)。優(yōu)化方向：采用EC+水混合吸收劑（10%水）兼顧黏度與溶解度；設(shè)置側(cè)線冷卻器控制溫升；解吸塔采用熱泵壓縮，將塔頂EO冷凝熱用于再沸器；開發(fā)EC分子篩在線脫水技術(shù)，維持含水量<0.1%。22.（簡答）某10萬噸/年聚甲醛裝置，共聚單體1,3-二氧戊環(huán)（DOL）含量3.5%，試分析DOL回收塔塔頂餾出液中甲醛含量超標(biāo)（>0.5wt%）的原因，并提出解決措施。答案：原因：①DOL與甲醛形成共沸（常壓下共沸甲醛28wt%），普通精餾無法分離；②塔頂冷凝器溫度偏高，回流比不足，共沸物上移；③塔釜甲醛聚合導(dǎo)致釜液甲醛下降，塔頂相對(duì)升高；④DOL進(jìn)料中含水0.8%，促進(jìn)甲醛水合，共沸組成偏移。措施：采用變壓精餾，高壓塔0.6MPa操作，共沸甲醛降至18wt%，低壓塔常壓，兩塔耦合；塔頂設(shè)置甲醛吸收段，用少量DOL冷回流吸收甲醛；加入萃取劑N-甲基吡咯烷酮，破壞共沸；塔釜加阻聚劑0.1%三乙醇胺，防止甲醛聚合；側(cè)線采出含水甲醛，返回三聚甲醛合成段。23.（簡答）某順酐裝置正丁烷氧化反應(yīng)器，熱點(diǎn)溫度超過500℃，導(dǎo)致順酐收率下降，分析原因并給出控制策略。答案：原因：①催化劑局部失活，熱點(diǎn)遷移；②丁烷濃度分布不均，局部過濃；③冷卻管束結(jié)垢，傳熱系數(shù)下降；④空速降低，停留時(shí)間延長，深度氧化。策略：采用多段進(jìn)料，丁烷分段注入，降低單段負(fù)荷；催化劑分層裝填，上層高活性、下層低活性；在線清焦，每班短時(shí)提高空氣比燒碳；設(shè)置軸向溫度梯度控制，熱點(diǎn)溫度與冷卻水流量串級(jí)；采用金屬纖維過濾器，去除鐵粉防止催化劑中毒；開發(fā)MoVTeNb催化劑，提高熱點(diǎn)耐受至520℃。24.（計(jì)算）某30萬噸/年氯乙烯裝置，乙烯直接氯化反應(yīng)器采用鼓泡塔，反應(yīng)溫度90℃，壓力1.1MPa，乙烯轉(zhuǎn)化率98%，選擇性99.2%，乙烯單程流量8500kg/h，求：（1）反應(yīng)器出口EDC摩爾流量；（2）若采用外循環(huán)冷卻，循環(huán)比10:1，求循環(huán)泵體積流量（m3/h），已知90℃EDC密度1.14g/cm3。答案：（1）乙烯進(jìn)料8500/28=303.6kmol/h，反應(yīng)掉303.6×0.98=297.5kmol/h，生成EDC297.5×0.992=295.1kmol/h；（2）循環(huán)EDC質(zhì)量295.1×10×99=2.92×10?kg/h，體積流量2.92×10?/1.14=256m3/h。25.（計(jì)算）某合成甲醇裝置，新鮮氣H?:CO:CO?=70:24:6，循環(huán)氣惰性含量8%，單程轉(zhuǎn)化率18%，惰性氣排放與循環(huán)氣比例1:40，求：（1）排放氣量（kmol/h），新鮮氣1000kmol/h；（2）循環(huán)壓縮機(jī)功率，循環(huán)氣升壓0.8MPa，等熵效率0.72，絕熱指數(shù)1.37。答案：（1）設(shè)排放E，循環(huán)R，惰性平衡：0.08R=0.08E+0，R=40E，惰性入口=0，故E=1000×0.08/40=2kmol/h；（2）循環(huán)量R=80kmol/h，質(zhì)量流量80×(0.7×2+0.24×28+0.06×44)=2.1×103kg/h，體積流量80×22.4×313/273=2050m3/h=0.57m3/s，W=νΔP/η=0.57×0.8×10?/0.72=630kW。26.（設(shè)計(jì)）某5萬噸/年聚碳酸酯裝置，界面縮聚反應(yīng)器需設(shè)計(jì)一臺(tái)φ1.8m×12m臥式攪拌釜，要求：（1）確定攪拌器型式、轉(zhuǎn)速、功率；（2）計(jì)算換熱面積，反應(yīng)放熱180kW，冷卻水5℃→15℃；（3）給出相分散粒徑控制策略。答案：（1）采用雙螺帶-錨組合攪拌，螺帶直徑1.6m，錨0.9D，轉(zhuǎn)速12rpm，雷諾數(shù)Re=ρND2/μ=1100×0.2×1.62/0.08=7×103，功率數(shù)Np=3.5，P=NpρN3D?=3.5×1100×(0.2)3×(1.6)?=32kW；（2）ΔTlm=(15-5)/ln(15/5)=9.1℃，Q=180kW，U=350W/(m2·K)，A=180×103/(350×9.1)=56m2，采用外夾套+內(nèi)盤管，夾套30m2，盤管26m2；（3）通過高速分散盤預(yù)分散，粒徑d32<200μm，攪拌功率分配：螺帶70%用于整體循環(huán)，分散盤30%用于破碎，加入0.2%Span-80降低界面張力，在線激光粒度儀反饋調(diào)節(jié)分散盤轉(zhuǎn)速800-1200rpm。27.（設(shè)計(jì)）某20萬噸/年醋酸裝置甲醇羰基化反應(yīng)器，采用銥-釕催化體系，要求：（1）確定反應(yīng)器型式及尺寸；（2）給出催化劑分離流程；（3）計(jì)算閃蒸罐直徑。答案：（1）選用帶外循環(huán)的鼓泡塔，高徑比8，體積250m3，φ2.8m×22m，氣速0.12m/s，液體停留25min；（2）反應(yīng)液經(jīng)減壓閥至閃蒸罐，壓力0.3MPa，溫度120℃，氣相含HI、CO?、CH?I，液相含催化劑，液相經(jīng)活性炭吸附除碘，離子交換除Fe、Ni，再返回反應(yīng)器；（3）閃蒸罐氣相負(fù)荷V=2.5×10?m3/h，取允許氣速0.08m/s，D=√(4V/πu)=√(4×2.5×10?/3600/π/0.08)=10.5m，采用臥式分離器，長徑比4，長度42m。28.（綜合）某煤制烯烴裝置，MTO反應(yīng)器采用循環(huán)流化床，催化劑SAPO-34，反應(yīng)溫度500℃，再生溫度650℃，要求：（1）建立催化劑循環(huán)量熱平衡模型，給出計(jì)算公式；（2）若甲醇進(jìn)料100t/h，反應(yīng)熱480kJ/kg，催化劑比熱1.15kJ/(kg·K)，求催化劑循環(huán)量；（3）給出再生器燒焦區(qū)氧濃度控制策略。答案：（1）熱平衡：Q反應(yīng)=mcat·cp·(Treg-Treac)，mcat=Q反應(yīng)/[cp·(Treg-Treac)]；（2）Q=100×103×480=4.8×10?kJ/h，ΔT=150℃，mcat=4.8×10?/(1.15×150)=2.78×10?kg/h=278t/h；（3）采用分段再生，一段氧濃度1.5%，二段氧濃度3.0%，控制CO/CO?=1:2，設(shè)置CO在線分析儀與氧流量串級(jí)，床層溫度>700℃時(shí)自動(dòng)減氧，噴入微量蒸汽抑制熱點(diǎn)。29.（綜合）某10萬噸/年乳酸裝置，采用玉米淀粉雙酶法制糖，糖化液濃度180g/L，發(fā)酵罐體積1000m3，乳酸對(duì)糖轉(zhuǎn)化率92%，求：（1）發(fā)酵罐批次周期；（2）所需種子罐體積及級(jí)數(shù)；（3）若采用電滲析分離乳酸，給出膜