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1、平衡级的理论模型：假设在各级上达到相平衡且不发生化学变化 2、平衡级MESH方程：
①物料衡算式（每一级有C个方程）
GiM.j?Lj?1xi,j?1?Vj?1yi,j?1?Fjzi,j?(Lj?Uj)xi,j?(Vj?Wj)yi,j?0i?1,2,3,…,c
②相平衡关系式（每一级有C个方程）
GiE.j?yi,j?Ki,jxi,j?0i?1,2,3,…,cc
③摩尔分数加和式（每一级上各有一个）
GSYj??yi,j?1.0?0i?1c
GSX??xi,j?1.0?0ji?1④热量衡算式（每一级有一个）
GHj?Lj?1hj?1?Vj?1Hj?1?FjHF,j?(Lj?Uj)hj?(Vj?Wj)hj?Q?0
3、固定设计变量NX?N(C?3)；可调设计变量Na?3N?1；总设计变量数Ni?N(C?6)?1；
总变量数=N(3C?9)?1；MESH方程数=N(2C?3)；需要规定的变量数=N(C?6)?1 4、各种计算方法在下述三方面做了不同选择
①迭代变量：选择哪些变量在迭代计算中逐步修正使其接近于正确解，而其余变量则可从迭代变量算得。
②迭代算法的组织：1）联立解方程与迭代变量的排列；2）分块解，如何分解，哪个变量与哪一个分块方程匹配，哪一分块放在内层迭代。
③摩尔流率的修正，归一圆整以及迭代加速方法的选择。 5、方程解离法（又称配对收敛法）：按方程类型分组的多级分离过程的计算方法，适合操作型计算。
①方程的解离
?ME:工作方程?算组成? MESH?S?校验方程（校核方程）?算温度、流率?H?②求解：液相组成xi,j，汽相组成yi,j，温度Ti,j，流率Vj或Lj。
6、设计型设计计算与操作型设计计算的区别
设计型设计计算是指已知进料情况，规定了分离要求，进而设计一个能达到要求的分离装置；操作型设计计算是指用现有的装置分离已知的物料，进而核算该装置能否达到分离要求。
7、泡点法（BP）计算思路
泡点法适用于窄沸程混合物的分离计算。泡点法的迭代变量为汽相（或液相）组成，采用托马斯法计算。内循环用S方程（泡点方程）求各板上新的温度，外循环用H方程求各板上新的汽液流量。用S检验T，用H检验V。 8、泡点法计算框图
开始 ? 规定设计变量 ?—————————设定Tj,Vj初值 ? ? ? 解三对角线矩阵方程，求xi,j ? ? ? 归一化xi,j 调整Tj,Vj ? ? 泡点计算，求新的Tj,Vj ? ?规定： ? 计算冷凝器和再沸器的热负荷（Ql和QN）进料：Fj,zi,j,TF,j,PF,j ? ? ? H?eq计算新的Vj,Lj ? ?———NO——是否满足迭代收敛准则 ?yes 结束压力：Pj侧采：Uj,Wj级数：N回流量：Ll气相馏出量：Vl热负荷：Q（除Ql和QN）j
22、对于固定床吸附器，简述由透过曲线确定吸附剂床层长度的方法
当恒定模式波形的假设成立时，能从小型实验所得的透过曲线确定工业规模吸附剂床层的长度：LB=LES+LUB。对于理想固定床吸附器，因MTZ=0，固不需要LUB，但如果LB>LES，则LUB就是未用床层的长度，一般情况MTZ不等于零，所以需要LUB，它称为未用床层的等价长度。为了从实测的透过曲线确定LUB，实验时要采用与工业吸附器相同的进料组成和表观流速。LES的定位应使A的面积等于B的面积：LUB?ts?tbLe，式中Le是实验床层长度。对于理想情况，tsD2(LES)。LUB除了用上述方法从直径为D的圆柱床中溶质的物料衡算得到：cFQFtb?qF?b?4确定外，还可以通过实验透过曲线数据计算ts，进而求出LUB。
te?cts???1?0?cF??dt ?9、流率加合法（SR）计算思路
流率加合法适用于宽沸程混合物的分离计算。流率加合法的迭代变量为汽相（或液相）组成，采用托马斯法计算。内循环用S方程（泡点方程）求各板上新的汽液流量，外循环用H方程求各板上新的温度。用S检验V，用H检验T。 10、流率加合法计算框图
开始 ? 规定设计变量 ?—————————设定Tj,Vj初值 ? ? ? 解三对角线矩阵方程，求xi,j ? ? ? S?eq计算Lj；物料衡算计算Vj 调整Tj,Vj ? ? 归一化xi,j和yi,j ? ? ? 求新的Tkk?1j?Tj??Tj?k??k?规定：进料：Fj,zi,j,TF,j,PF,j ? ?Tj??通过托马斯法求解一偏导数矩阵方程压力：Pj ? ?侧采：Uj,Wj
———NO———是否满足迭代收敛准则热负荷：Q（除Ql和QN）j ?yes级数：N 结束回流量：Ll气相馏出量：Vl11、迭代变量Tj,Vj初值的给出
①Vj用指定回流比、馏出量、进料量、侧线采出量，用摩尔流假设给出一组Vj的初值 ②Tj，1）塔顶：气相采出：露点温度；液相采出：泡点温度；汽液相混合：泡、露点之间的温度。2）塔釜：釜液泡点温度，线性内插，的大中间各级温度初值。 12、结晶过程中二次成核的影响因素
二次成核速率受三个过程的控制：在固相表面或附近产生二次成核；簇的迁移；生长成为新固相。影响这些过程的因素是：过饱和度、冷却速度、搅拌速度和杂质的存在。
13、结晶的定义：结晶是固体物质以晶体状态从蒸汽、溶液或熔融物中析出的过程。 结晶过程的推动力是一种浓度差，称为溶液的过饱和度。 结晶过程经历两个步骤：成核，晶体生长。
熔融结晶是根据待分离物质之间的凝固点不同而实现物质结晶分离的过程，推动力是过冷度。 结晶过程可分为溶液结晶、熔融结晶、升华和沉淀四类，其中溶液结晶和熔融结晶是化学工业中最常采用的结晶技术。
14、膜分离的定义是什么？以微滤为例进行解释。
膜分离利用膜的选择性渗透作用，以压差或其他能量作推动力，对混合物中的溶质或溶剂进行分离、提纯和富集的方法。例如微滤就是以孔径为微米级的滤膜在压力的作用下利用筛分原理对溶液中的溶质进行分离、提纯和富集。 15、简述两种膜分离过程的基本原理
根据被分离物例子或分子的大小和所采用膜的结构可以将压力差为推动力的膜分离过程分为微滤、超滤、纳滤与反渗透。
①超滤是通过膜的筛分作用将溶液中大于膜孔的大分子溶质截留，使这些溶质与溶剂及小分子组分分离的膜过程。
②微滤是利用微孔膜孔的筛分作用，在静压差的推动下，将滤液中大于膜孔径的微粒、细菌及悬浮物质等截留下来，达到除去滤液中微粒与澄清溶液的目的。
③气体膜分离是以分压差为推动力，根据气体分子通过膜的渗透率不同而进行气体组分分离。 ④电渗析是在直流电场的作用下，溶液中的带电离子选择性地透过离子交换膜的过程。 16、浓差极化对膜分离过程的不利影响
①浓差极化使膜表面被截留的溶质浓度增高，引起渗透压的增大，从而减小传质推动力； ②当膜表面溶质浓度达到其饱和浓度时，使会在膜表面形成沉积或凝胶层，增加透过阻力； ③膜表面沉积或凝胶层的形成会改变膜的分离特性；
④当有机溶质在膜表面达到一定浓度则有可能对膜发生溶胀或溶解； ⑤严重的浓差极化导致结晶析出，阻塞通道，运行恶化。 17、膜过程中减轻浓差极化的方法
改变流向、提高流速；设置湍流促进器；脉冲法；搅拌法；适当提高原料侧温度。 18、对气液传质和液液传质，常用的传质效率表达方式有哪些？
对板式塔常用的级效率有全塔效率、板效率和点效率；对填料塔有理论板当量高度和传质单元高度法。
19、气液传质设备的处理能力的影响因素
①液泛：板式塔：液泛气速随L/V下降而上升；随板间距增大而上升；填料塔（包括规整或乱堆）：L/V下降、液体粘度下降、填料孔隙率升高、比表面积下降都会使液泛速度上升。
②雾沫夹带：分离过程为处理能力的极限。表示方式：雾沫夹带量或泛点速度上升。板间距下降、塔负荷上市会使雾沫夹带量上升。 ③压力降（与处理能力有关）：真空操作：有一上限；板式塔：构成降液管内液位高度重要组成部分，压力降大，液位高，若很大，就会产生液泛。
④停留时间：停留时间长，效率高，处理能力低；停留时间短，效率低，处理能力高，产品质量差。
20、板式塔的最佳塔径原则上可以通过采用尽可能小的塔径及由于雾沫夹带量过大而使塔板效率下降两者之间的权衡来决定。
填料塔的直径通常是参照液泛气速来取决，实际的气流速度一般不超过液泛速度的80%。 21、在固定床吸附器操作中，影响传质区的因素
①吸附剂颗粒尺寸：吸附剂颗粒的形状和大小影响扩散速度和床层压降；
②吸附剂床层深度：床层深度必须大于传质区长度；若干被的最小床层深度可得到按比例增加的吸附能力；
③气流速度的影响：主要影响传质区移动速度，同时也影响传质区长度； ④温度的影响；⑤吸附质浓度的影响；⑥杂质吸附的影响；⑦压力的影响。