A、0.3～0.7mm B、8mm
34. 正常生产时，微负压操作时可选用2～3mm厚的橡胶板做爆破片。 A、8mm B、2～3mm
35. 爆破片爆破压力的选定，一般为设备、容器及系统最高工作压力的1.15～1.3倍。 A、1.15～1.3 B、5
36. 爆破片一般6～12个月更换1次。 A、24 B、6～12
37. 可燃气浓度超过报警浓度(一般是爆炸下限浓度的25%)时，报警器即会报警。 A、80% B、25%
38. 苯酚吸收空气中的水分并液化，与大约8%的水混溶即可液化。 A、80% B、8%
39. 在65.3℃以上，苯酚和水可以任何比例混溶。 A、65.3℃ B、10℃
40. 苯酚的化学性质非常活泼。在50℃以下暴露于空气中极易氧化，生成苯醌以至形成聚合物，外观上变成粉红色，最终变成棕褐色。 A、50℃ B、10℃
41. 异丙苯工艺压缩空气经碱洗除去酸性物质，以并联方式从塔下部的空气分布器进入每个氧化塔。空气用作氧化剂，从底下鼓泡，也对反应物料起混合搅拌作用。氧化塔内反应温度维持在90～120℃。
A、90～120℃ B、80℃
42. 过氧化氢异丙苯受热会分解。过氧化氢异丙苯在130℃ 以上分解剧烈会造成爆炸。 A、130℃ B、13℃
43. 随着温度升高，过氧化氢异丙苯分解反应速率也加快，目前工业上反应温度一般控制在95～105℃。
A、85℃ B、95～105℃
44. 随着温度升高，过氧化氢异丙苯分解反应速率也加快，所以适宜的反应温度是出转化率、选择性和单位反应体积的比产能力所决定的。根据具体的工况，目前工业上反应的选择性可以达到90%～95%。
A、80% B、90%～95%
45. 且前在工业上采用的过氧化氢异丙苯反应压力大都控制在0.4～0.6MPa。 A、0.4～0.6MPa B、4～6MPa
46. 工业上一般采用碳酸钠作为添加剂，其加入量以控制反应液的pH值在6～8为准。碳酸钠加入过多对反应的选择性有影响，试验表明，当液相中碳酸钠浓度达0.5%时，选择性有所下降。
A、2～4 B、6～8
47. 工业上一般采用碳酸钠作为添加剂，碳酸钠加入过多对反应的选择性有影响，在反应器中碳酸钠浓度一般为0.2%～0.5%。 A、0.2%～0.5% B、2%～5%
48. 正常生产时，一般控制氧化反应器排出的尾气中氧含量在4%～6%，并据此推算空气加入量。
A、4%～6% B、
49. 由于多层鼓泡式反应器还存在一些缺点，所以目前都采用多塔串联(指物料串联、
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空气仍为并联)的方式。为了提高效率和能力，塔的数量大都在2～4之间。 A、6～8 B、2～4
50. 由于氧化液中过氧化氢异丙苯浓度越大，其热稳定性越差, 越容易分解引起爆炸。一般氧化后过氧化氢异丙苯浓度控制在20%～30%。 A、20%～30% B、2%～3%
51. 环氧乙烷（简称环氧乙烷）常温时为无色气体，沸点10.4℃，可与水、醇、醚及大多数有机溶剂以任意比例混合，蒸气易燃易爆，其爆炸范围为3%～100%。 A、5%～10% B、3%～100%
52. 工业生产环氧乙烷最早采用的方法是氯醇法，该法分两步进行；第一步将乙烯和氯通入水中反应，生成2-氯乙醇。2-氯乙醇水溶液浓度控制在6%~7%(质量分数)。 A、60% B、6%~7%
53. 当反加温度在100℃时，产物中几乎全部是环氧乙烧，选择性接近100%，但反应速率甚慢，转化率很小，没有现实意义。 A、100℃ B、10℃
54. 当用空气作氧化剂时，单程转化率控制在30%~35%，选择性达70%左右。 A、70% B、90%
55. 若用纯氧作氧化剂，转化率控制在12%~15%，选择性可达75%~80%或更高。 A、60% B、75%~80%
56. 由于所用氧化剂不同，进反应器的混合气的组成要求也不同。用空气作氧化剂，空气中有大量惰性气体氮存在，乙烯的浓度以5%左右为宜，氧的浓度为6%左右。 A、60% B、6%
57. 当以纯氧为氧化剂时，为使反应不致太剧烈，仍需采用稀释剂，一般是以氮作稀释剂，进反应器的混合气中，乙烯的浓度可达15%~20%，氧的浓度为8%左右。 A、50% B、15%~20%
58. 自环氧乙烷吸收搭塔底排出的环氧乙烷吸收液，含环氧乙烷仅1.5%左右，并含有少量副产物甲醛和乙醛，尚溶有二氧化碳，需经进一步提浓精制以获得所需纯度的环氧乙烷。当反应温度为100℃时，氧化产物几乎全部是环氧乙烷。 A、环氧乙烷 B、甲醛
59. 反应温度过高也会引起催化剂寿命降低，因此反应温度不宜太高，适宜的反应温度与催化剂活性有关，一般控制在220～260℃。 A、220～260℃ B、22～26℃
60. 由于沿反应管径向温度梯度的存在，反应管中心处的化学反应速率明显比管壁处高，相应地管中心处的反应转化率也比管壁处高，放出热量多，温度高出30℃左右，这就易导致管中心处催化剂颗粒易超温而失活。而沸水汽化传热，径向温差仅差10多度，管中心处催化剂超温就不太严重，故近来管径向粗管径方向发展。 A、细管径 B、粗管径
61. 原料气中加入微量1，2-二氯乙烷可提高催化剂表面上分子形式化学吸附氧和解离吸附氧之比，从而提高了过程选择性。其选择性比无1,2-二氯乙烷时提高11%～16%。 A、11%～16% B、50%
62. 空气法或氧气法都要求原料乙烯纯度 (体积分数)在99.95%以上。不应含有能使催化剂中毒的杂质，例如，硫化物、砷化物以及卤化物等。 A、90% B、99.95%
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63. 空气法或氧气法都要求硫化物及氮化物的允许含量约为1 mL/m3以下。 A、50mL/m3 B、1 mL/m3
64. 由于含碳原子数比乙烯高的烃类比乙烯更容易发生完全燃烧反应生成二氧化碳和水，放出大量热，造成局部过热，使催化剂失活，因此其他烃类含量要求在500 mL/m3 以下。
A、500 mL/m3 B、50mL/m3
65. 乙炔的存在特别有害，它会使银催化剂中毒并能与银生成有爆炸危险的乙炔银，因此乙炔的允许含量为5 mL/m3以下。 A、5 mL/m3 B、50mL/m3
66. 当使原料气中环氧乙烧的含量恢复到控制范围之内时，则催化剂恢复正常活性。生产过程原料气中环氧乙烷含量通常控制在100 mL/m3 以下。 A、10mL/m3 B、100 mL/m3
67. 环氧乙烷生成速率与完全氧化速率均随原料气中二氧化碳含量提高而降低，但两者降低的程度不一样，生成二氧化碳速率降低得更快。因而循环气中有适量二氧化碳能提高过程的选择性，且可缩小氧的爆炸极限范围。循环气中二氧化碳的允许含量小于9%。 A、9% B、20%
68. 环氧乙烷贮存工艺是采用外循环冷却工艺，循环泵采用国产屏蔽电动泵，循环冷却效果较好，可确保贮存温度在-6～0℃。 A、6～0℃ B、2℃
69. 环氧乙烷槽车在卸料过程中各条管线阀门都需用氮气置换吹扫，卸料时需用氮气保护，并保证贮罐氮封压力大于0.3MPa，若发生泄漏应及时采取有效措施。 A、0.3MPa B、3MPa
70. 空气氧化法混合后的组成 (摩尔分数)为：乙烯约4.3%，氧约6%，二氧化碳l1%，氮78%，其余为少量乙烷和水。 A、甲烷 B、乙烷
71. 空气氧化法由循环压缩机出口分流而来的一股含CO2约12%(体积分数)的循环气，进入接触塔，该气体在此与来自再生塔的热碳酸钾溶液接触。 A、1.2% B、12%
72. 空气氧化法一般反应温度在240℃以下宜采用加压热水作载热体。 A、24 ℃ B、240℃
73. 空气氧化法一般反应温度在250~300℃可采用挥发性低的矿物袖或联苯醚混合物等有机载热体。
A、25～30℃ B、250~300℃
74. 空气氧化法一般反应温度在300℃以上则需用熔盐作载热体。 A、300℃ B、30℃
75. 加压热水作载热体的反应以加压热水作载热体，加压热水的进出口温差一般只有2℃左右，利用反应热直接产生高压(或中压)水蒸气。 A、20℃ B、2℃
76. 苯催化氧化生成顺酐的反应，属强放热的气-固相氧化反应。轴向由于在反应管进口端(流向一般从上向下)，反应物浓度高，释放出的反应热多，而热量传递又有一个滞后现象，造成生成的热量大于传出的热量。 A、小于 B、大于
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77. 原料气入口温度与采用的催化剂有关，而壁温则与熔盐温度有关。通常原料气入口温度应低于催化剂正常使用温度范围的下限。熔盐温度与正常反应温度之差控制在5～10℃范围内。
A、5～10℃ B、30℃
78. 生产上固定床苯氧化反应应用的操作压力仅需稍过于系统阻力降就行，一般为0.1～0.2MPa。
A、0.1～0.2MPa B、1～2MPa
79. 苯浓度受苯-空气混合物爆炸极限的限制，一般选1.2%～1.5%(体积分数)。过低的苯浓度会明显地降低反应器的生产能力，对生产是不利的。 A、12%～15% B、1.2%～1.5%
80. 固定床氧化工艺，因受正丁烷-空气混合物爆炸极限的限制，正丁烷浓度控制在1.8%(体积)以下。
A、1.8% B、18%
81. 正丁烷流化床氧化制顺酐的反应温度400～480℃。 A、400～480℃ B、40～80℃
82. 正丁烷流化床氧化制顺酐的反应压力约196kPa。 A、20kPa B、196kPa
83. 正丁烷流化床氧化制顺酐的正丁烷：空气=1：(25～27)，即3.6%～4.0%(体积分数)。 A、1：5 B、1：(25～27)
84. 精馏抽酐过程中或停车时，真空突然降低会引起釜温快速上升。 A、下降 B、上升
85. 丙烯氨氧化要求反应后尾气中有剩余氧气存在，一般控制尾气中氧含量0.1%～0.5%。
A、0.1%～0.5% B、1%～5%
86. 过量氨的存在对抑制丙烯醛的生成有明显的效果。工业上丙烯氨氧化氨的用量比理论值略高，一般为NH3/ C3H6 =(1.l～1.15) :1(摩尔比)。 A、(1.l～1.15) :1 B、2：1
87. 对固定床反应器，为了克服管道和催催化床层的阻力，反应进口处气体压力为0.078～0.088MPa(表压)。
A、0.078～0.088MPa B、7.8～8.8MPa
88. 为了克服管道和催催化床层的阻力，对于流化床反应器，反应进口处气体压力约为0.049～0.059MPa(表压)。
A、5～6MPa B、0.049～0.059MPa
89. 适宜的接触时间与催化剂的活性、选择性以及反应温度有关。一般生产上选用的接触时间，流化床为5~8s(以原料气通过催化剂床层静止高度所需的时间表示)。 A、10s B、5~8s
90. 适宜的接触时间与催化剂的活性、选择性以及反应温度有关。一般生产上选用的接触时间，固定床为2～4s。 A、2～4s B、10s
91. 一般流化床反应器的空塔线速采用0.4～0.6m/s。 A、0.4～0.6m/s B、4～6m/s
92. 丙烯腈合成固定床反应器为一内部循环列管式固定床反应器，列管长2.5～3m，径
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向和轴向都会有温差。
A、5m B、2.5～3m
93. 当原料气进料温度在较低的一定范围内变化时，对轴向温度分布和“热点”温度的影响不显著，当原料气进料温度逐渐上升超过某一值时，进料温度即使只升高1～2℃，“热点”温度也会显著升高，就有可能发生飞温事故，从而破坏反应器的正常操作。 A、垮塌 B、飞温
94. 为减少聚合，降低精馏塔操作温度，精馏塔采用真空操作，塔侧线得纯度为99.5%以上的成品丙烯腈。塔釜液用作回收塔的萃取剂。 A、99.5% B、10%
95. 丙烯、氨催化氧化生成丙烯腈的反应是在反应器中进行，丙烯、氨都易和空气形成爆炸性混合物，丙烯爆炸极限为2%～11%，在高温下都能引起爆炸。 A、2%～11% B、20%
96. 丙烯、氨催化氧化生成丙烯腈的反应是在反应器中进行，丙烯、氨都易和空气形成爆炸性混合物，氨爆炸极限为15%～27%，在高温下都能引起爆炸。 A、15%～27% B、25%
97. 装置应严格控制反应器尾氧含量，在开工烧氨时尾氧含量应在小于7%(体积分数)时方可投丙烯。
A、70% B、7%
98. 装置应严格控制反应器尾氧含量，正常生产时尾氧应控制在0.5%～2 .0%(体积分数)。
A、5%～20% B、0.5%～2 .0%
99. 为防止副产HCN中丙烯腈含量过高，脱氰塔顶压控制在0.075MPa左右。 A、0.075MPa B、7MPa
100. 为防止副产HCN中丙烯腈含量过高，脱氰塔顶温度控制在17～19℃。 A、17～19℃ B、50℃
101. 为防止蒸汽发生器发生事故，应控制好液位在50%±5%。 A、50%±5% B、20%
102. 点开工加热炉时，必须先对炉膛进行测爆，炉膛测爆时可燃气体含量小于 0.5%时方可点火。
A、5% B、0.5%
103. 反应器出来气体中，有氨的存在时，温度低，易促进聚合反应的发生，为了避免气相中发生聚合，反应气体经热交换后温度不宜太低，应控制在230℃左右。 A、23℃ B、230℃
104. 控制好整个系统pH值，急冷塔上段循环液pH值应控制在3～5 A、6～7 B、3～5
105. 控制好整个系统pH值，回收循环水pH值应控制在6.5～7.5。 A、6.5～7.5 B、4～5
106. 控制好整个系统pH值，脱氰塔釜pH值控制在4～5。 A、4～5 B、6～7
107. 常压下，气相中过氧化氢爆炸极限质量分数为40%。 A、4% B、40%
108. 常压下，液相中过氧化氢爆炸极限质量分数为74%。
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