化工原理蒸餾試題

1、-. z.蒸餾一.填空題1.蒸餾是別離_的一種方法，蒸餾別離的依據(jù)是_。2.氣液兩相呈平衡狀態(tài)時，氣液兩相溫度_，但氣相組成_液相組成。3.氣液兩相組成一樣時，則氣相露點(diǎn)溫度_液相泡點(diǎn)溫度。4.在精餾過程中，增大操作壓強(qiáng)，則物系的相對揮發(fā)度_，塔頂溫度_，塔釜溫度_，對別離過程_。5.兩組分溶液的相對揮發(fā)度是指溶液中_的揮發(fā)度對_的揮發(fā)度的比值，a=1表示_。6.所謂理論板是指該板的氣液兩相_，且塔板上_。7.*兩組分物系，其相對揮發(fā)度=3，對第n，n-1兩層理論板，在全回流條件下，*n=0.3，則yn-1=_。8.*精餾塔的溫度精餾段操作線方程為y=0.75+0.24，則該精餾塔的操作回流比

2、是_，餾出液組成為_。9.精餾塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度，其原因是_和_。10.在總壓為103.3kPa溫度為95下，苯與甲苯的飽和蒸汽分別為=155.7kPa=63.3 kPa，則平衡時苯的液相組成為=_，氣相組成為y=_，相對揮發(fā)度為=_。11.精餾塔有_進(jìn)料熱狀態(tài)，其中_進(jìn)料q值最大，進(jìn)料溫度_泡點(diǎn)。12.在操作的精餾塔中，測得相鄰兩塔板的兩相四個組成為0.62，0.70，0.75，0.82.則=_，=_，=_，=_.13.對于不同的進(jìn)料熱狀態(tài)，與的進(jìn)料關(guān)系為1冷液進(jìn)料，_，_2飽和液體進(jìn)料，_，_3氣液混合物進(jìn)料，_，_4飽和蒸汽進(jìn)料，_，_5過熱蒸汽進(jìn)料,_，_14.*連續(xù)精餾塔中

3、，假設(shè)精餾段操作線方程的截距等于零，則：回流比等于_，餾出液量等于_，操作線方程為_。15.板塔式的流體力學(xué)性能包括_，_，_，_，_，_。16.塔板負(fù)荷性能圖由_，_，_，_，_五條線組成，五條線圍成的區(qū)域?yàn)開，操作點(diǎn)應(yīng)在_。17.加大板間距，則液泛線_；減少塔板開孔率，則漏液線_；增加降業(yè)管面積，則液相負(fù)荷上限線_。18.塔板的操作彈性是指_。二選擇題1.精餾操作時，增大回流比，其他操作條件不改變，則精餾段液氣比L/V，餾出液組成，釜?dú)堃航M成。A.增加B.不變C.不確定D.減少2.精餾塔的設(shè)計中，假設(shè)進(jìn)料熱狀態(tài)由原來的飽和蒸汽進(jìn)料改為液體進(jìn)料，其他條件不變，則所需理論板數(shù)n(),L(),V

4、(),L(),V()A.減少B.不變C.增加D.不確定3.對于飽和蒸汽進(jìn)料，則L() L, V()V.A.等于B.小于C.大于D.不確定4.*減壓操作的精餾塔，假設(shè)真空度加大，其他條件不變，則塔釜?dú)堃航M成(),餾出液組成()。A.減小B.不變C.增加D.不確定5.操作中的精餾塔，,，V不變，減小，則有A.D增大，R減小；B.D不變，R增加；C.D減小，R增加；D.D減小，R不變6.操作中的精餾塔，保持，,不變，增加，則，V。A.不確定B.增加C.不變D.減少7.操作中的精餾塔，保持，,不變，增加塔頂產(chǎn)品D，則，V。A.增加B.不變C.減少D.不確定8.用*精餾塔別離二元混合物，規(guī)定產(chǎn)品組成、。

5、當(dāng)進(jìn)料為時，相應(yīng)的回流比為；當(dāng)進(jìn)料為時，相應(yīng)的回流比為。假設(shè)，進(jìn)料熱狀況不變，則。A.B.C.D.無法判斷9.精餾塔設(shè)計中，增大操作壓強(qiáng)，則相對揮發(fā)度，塔頂溫度，塔釜溫度A.增大B.不變C.減少D.不確定10.精餾塔中由塔頂向下的第、層塔板，其氣體組成關(guān)系為。A.；B.；C.；D.不確定11.二元混合物，其中A為易揮發(fā)組分，液相組成為，相應(yīng)的泡點(diǎn)溫度為，氣相組成為，相應(yīng)的露點(diǎn)溫度為，則A.B.C.D.不能確定12.二元混合物，進(jìn)料量為100kmol/h，要求餾出液的組成不小于0.9，則塔頂最大產(chǎn)量為A.60B.66.7C.90D.不能確定13.以下塔板屬于錯流塔板的有。A.浮閥塔板B.穿流塔板

6、C.刨罩塔板D.淋降篩板14.精餾塔設(shè)計中，增加塔板開孔率，可使漏液線。A.上移B.不動C.下移D.無法確定15完成*別離任務(wù)需理論板數(shù)為包括再沸器，假設(shè)，則塔內(nèi)實(shí)際板數(shù)為。A.14層B.10層C.12層D.無法確定三、計算題1.計算含苯0.4摩爾分?jǐn)?shù)的苯甲苯混合液在壓強(qiáng)101.33下的泡點(diǎn)溫度。苯A和甲苯B的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)如下：溫度t80.1859095100105110.6101.33116.9135.8155.7179.2204.2240.240.046.054.063.374.386.0101.332.試根據(jù)題1中的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)，計算苯甲苯混合液在壓強(qiáng)101.33、90時的氣液平衡組

7、成。3.試根據(jù)題1中的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)，計算苯甲苯混合液在85100下的平均相對揮發(fā)度。4.在連續(xù)精餾塔中別離含苯0.4摩爾分?jǐn)?shù)，下同的苯甲苯混合液，要求餾出物組成為0.95，苯的回收率不低于90%，試求：1餾出液的采出率；2釜?dú)堃航M成。5.在連續(xù)精餾塔中別離二硫化碳A和四縷化碳B混合液，原料液流量為10000kg/h、組成為0.3質(zhì)量分?jǐn)?shù)，下同。假設(shè)要求釜?dú)堃航M成不大于0.05，二硫化碳回收率為88%，試求餾出液流量和組成，分別以摩爾流量和摩爾分率表示。6在連續(xù)精餾塔中別離兩組分混合液，進(jìn)料液量為100kg/h、組成為0.45摩爾分?jǐn)?shù)，下同。飽和液體進(jìn)料；操作回流比為2.6，餾出液組成為0.9

8、6，釜?dú)堃航M成為0.02，試求：易揮發(fā)組分的回收率；2精餾段操作線方程；3提餾段操作線方程；7.在連續(xù)精餾塔中別離兩組理想溶液，原料液流量為100kmol/h，泡點(diǎn)進(jìn)料。精餾段操作線方程和提餾段操作方程分別為和試求精餾段和提餾段上升蒸汽量。8.在常壓連續(xù)蒸餾塔中，別離含甲醇0.4摩爾分?jǐn)?shù)的甲醇水混合液。試求進(jìn)料溫度為40時的熱狀況參數(shù)。進(jìn)料泡點(diǎn)溫度為75.3。操作條件下甲醇的氣化熱為1055kJ/kg、比熱容為2.68kJ/(kg.)；水的氣化熱為2320kJ/kg、比熱容為4.19 kJ/(kg.)。9.在常壓連續(xù)精餾塔中別離含苯0.4摩爾分?jǐn)?shù)，下同的苯甲苯混合液。飽和液體進(jìn)料，餾出液組成為

9、0.9，釜?dú)堃航M成為0.06。塔頂采用混凝器，泡點(diǎn)回流，操作回流比為最小回流比的1.5倍。在操作條件下，物系的平均相對揮發(fā)度為2.47。試求理論板數(shù)和進(jìn)料位置。10.在連續(xù)的精餾塔中，別離兩組理想溶液。原料組成為0.3摩爾分?jǐn)?shù)，下同，泡點(diǎn)進(jìn)料，餾出液組成為0.9，釜?dú)堃航M成為0.05，操作回流比為2.5，試寫出精餾段操作線方程和提餾段操作線方程。11.在連續(xù)的精餾塔中別離理想溶液，原料液組成為0.35摩爾分?jǐn)?shù)，下同，餾出液組成為0.95，回流比取為最小回流比的1.3倍，物系的平均度為2.0，試求以下兩種進(jìn)料情況下的操作回流比。1飽和蒸汽進(jìn)料；2飽和液體進(jìn)料；12.在常壓連續(xù)精餾塔中別離理想兩組

10、分溶液。餾出液組成為0.94摩爾分?jǐn)?shù)，下同，釜?dú)堃航M成為0.04，操作回流比為最小回流比的1.2倍，物系的平均相對揮發(fā)度為2，進(jìn)料方程為。試求：1進(jìn)料組成和進(jìn)料熱狀況參數(shù)；2精餾段操作方程；13.在連續(xù)精餾塔中別離理想兩組分溶液。塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)回流。物系的平均相對揮發(fā)度為3.0。實(shí)驗(yàn)測得塔頂?shù)谝粚铀宓膯伟迓蔈ML1=0.6，且精餾塔操作線方程為，試求離開塔頂?shù)诙拥纳仙羝M成。14.在常壓連續(xù)精餾塔中別離理想兩組分溶液。實(shí)驗(yàn)測得餾出液組成為0.95摩爾分?jǐn)?shù)，下同，回流比為3.5，精餾段內(nèi)*相鄰兩板的上升蒸汽組成分別為，。物系的平均相對揮發(fā)度為3，試求以氣相組成表示的第n層板的單板效率

11、。15.在常壓連續(xù)板式精餾塔中，別離兩組分溶液。原料液流量為50kmol/h，組成為0.3摩爾分?jǐn)?shù)，下同，泡點(diǎn)進(jìn)料。餾出液組成為0.95，釜?dú)堃航M成為0.05，操作回流比為2.5，圖解所需理論板數(shù)為21包括再沸器，全塔效率為50%?？账馑贋?.8m/s，板間距為0.4m。全塔平均溫度為70，平均壓強(qiáng)為103.3kpa.試求：1塔的有效高度；2塔徑。參考答案一、填空題1.均相混合物揮發(fā)度差異2.一樣3.大于4.下降升到升高不利5.易揮發(fā)組分難揮發(fā)組分不能用蒸餾方法別離6.互呈平衡液相組成均勻一致7.0.7948.R=39.塔頂易揮發(fā)組分含量高塔低壓力高于塔頂10.=2.4611.五種冷液體小于

12、12.13.12=34=514.015.塔板壓降液泛霧沫夾帶漏液液面落差16霧沫夾帶線液泛線液相負(fù)荷上限適宜操作區(qū)適宜操作區(qū)內(nèi)17.上移下移右移18.操作線與負(fù)荷性能圖上曲線的兩個交點(diǎn)所對應(yīng)的氣體流量的上限與下限的比值。二、選擇題1.AAA2.ABBCC3.AB4.AC5.C6. C7.AA8. C9. CAA10. C11. A12. B13.A、C14. A15.C三、計算題1.2.3.4.125.D=35.7kmol/h ,6.(1)(2)；(37.8.q=1.0739.,10.11.(1)R=5.65(2)R=3.2912. (1)(2)13.14.=50%15.(1)(2)D=0.7

13、7m1蒸餾操作的依據(jù)。解：液體均具有揮發(fā)成蒸汽的能力，但液體不同揮發(fā)性不同。蒸餾操作是借混合液體中各組分揮發(fā)性差異而到達(dá)別離目的的。2兩組分物系的相對揮發(fā)度越大，則表示采用精餾方法別離該物系越A。A容易B困難C完全D無法判斷解：相對揮發(fā)度是溶液中兩組分揮發(fā)度之比，相對揮發(fā)度越大越易采用精餾的方法別離。3*精餾塔的餾出液量是50kmol/h，回流比是3，則精餾段的回流量是。解：回流比R=L/D，帶入數(shù)據(jù)得L=150kmol/h4.*精餾塔的餾出液量是80kmol/h，進(jìn)料量為120kmol/h，則釜?dú)堃旱牧髁渴恰＝猓河煽偽锪虾馑闶剑篎=D+W，帶入數(shù)據(jù)W=40kmol/h5*二元混合物，進(jìn)料量為

14、100kmol/h，*F=0.6，要求塔頂*D不小于0.9，則塔頂最大產(chǎn)量為。解：由易揮發(fā)組分物料衡算式：F*F=D*D+W*W，進(jìn)塔易揮發(fā)組分為60kmol/h，D*D60，解得D=66.7kmol/h6精餾塔的主要部件有。解：精餾塔應(yīng)包括塔身，塔頂冷凝器，及塔釜再沸器。7精餾多級蒸餾的本質(zhì)是。解：精餾的核心是回流，是否具有回流也是精餾與蒸餾的本質(zhì)區(qū)別。8精餾時假設(shè)為全回流則回流比R為，理論板數(shù)為最多，最少。解：精餾操作中兩個極限狀態(tài)是全回流與最小回流，全回流時對應(yīng)的L最大，D=0，因此，R=，所需理論板最多。因此操作時，增大回流量可以提高塔頂輕組分組成。9精餾操作中有幾種進(jìn)料熱狀況。解：精

15、餾操作中有5種進(jìn)料熱狀況，分別為冷液進(jìn)料理q1，汽液混合進(jìn)料0q1過熱蒸氣進(jìn)料q0,飽和液體進(jìn)料q=1,飽和蒸汽進(jìn)料q=0,10在連續(xù)精餾塔中別離苯和甲苯混合液。原料液流量為12000kg/h，苯的組成為40%質(zhì)量分率，下同。要求餾出液組成為97%，釜?dú)堃航M成為2%。試求餾出液和釜?dú)堃旱牧髁縦mol/h；餾出液中易揮發(fā)組分的回收率和釜?dú)堃褐须y揮發(fā)組分的回收率。 11.將含24%摩爾分?jǐn)?shù)，下同易揮發(fā)組分的*液體混合物送入一連續(xù)精餾塔中。要求餾出液含95%易揮發(fā)組分，釜液含3%易揮發(fā)組分。送入冷凝器的蒸氣量為850kmol/h，流入精餾塔的回流液為650kmol/h，試求：1每小時能獲得多少kmo

16、l/h的餾出液？多少kmol/h的釜液？2回流比R為多少？3精餾段操作線方程？12.在苯-甲苯的精餾系統(tǒng)中，假設(shè)物料的相對揮發(fā)度為=2.4，原料液、餾出液組成分別為*F=0.5，*D=0.96以上均為摩爾分?jǐn)?shù)，實(shí)際采用回流比R=2.0，塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)進(jìn)料，試計算從上先下數(shù)，第二塊塔板的氣液相組成。因?yàn)槭侨鳎簓1=*D=0.96帶入平衡方程和操作線方程依次計算：*1=0.909，y2=0.929，*2=0.845化工原理局部模擬試題及答案一、填空1精餾過程是利用局部冷凝和局部汽化的原理而進(jìn)展的。精餾設(shè)計中，回流比越大，所需理論板越少，操作能耗增加，隨著回流比的逐漸增大，操作費(fèi)和設(shè)備費(fèi)的

17、總和將呈現(xiàn)先降后升的變化過程。減小增大、減小增大增大、減小減小增大、減小增大增大、減小3別離任務(wù)要求一定，當(dāng)回流比一定時，在5種進(jìn)料狀況中,冷液體進(jìn)料的q值最大，提餾段操作線與平衡線之間的距離最遠(yuǎn) , 別離所需的總理論板數(shù)最少。4相對揮發(fā)度=1，表示不能用普通精餾別離別離，但能用萃取精餾或恒沸精餾別離。5*二元混合物，進(jìn)料量為100kmol/h，*F=0.6，要求得到塔頂*D不小于0.9，則塔頂最大產(chǎn)量為 66.7 kmol/h 。6精餾操作的依據(jù)是混合液中各組分的揮發(fā)度差異，實(shí)現(xiàn)精餾操作的必要條件包括塔頂液相回流和塔底上升蒸氣。7負(fù)荷性能圖有五條線，分別是液相上限線、液相上限線、霧沫夾帶線、

18、漏液線和液泛線。二、選擇1 q=1.1，則加料中液體量與總加料量之比為 C 。A 1.1:1 B 1:1.1 C 1:1 D 0.1:12 精餾中引入回流，下降的液相與上升的汽相發(fā)生傳質(zhì)使上升的汽相易揮發(fā)組分濃度提高，最恰當(dāng)?shù)恼f法是 D 。A 液相中易揮發(fā)組分進(jìn)入汽相；B 汽相中難揮發(fā)組分進(jìn)入液相；C 液相中易揮發(fā)組分和難揮發(fā)組分同時進(jìn)入汽相，但其中易揮發(fā)組分較多；D 液相中易揮發(fā)組分進(jìn)入汽相和汽相中難揮發(fā)組分進(jìn)入液相必定同時發(fā)生。3 *二元混合物，其中A為易揮發(fā)組分，液相組成*A=0.6，相應(yīng)的泡點(diǎn)為t1，與之相平衡的汽相組成yA=0.7，相應(yīng)的露點(diǎn)為t2，則AA t1=t2 B t1t2

19、D 不確定4*二元混合物，進(jìn)料量為100kmol/h，*F=0.6，要求得到塔頂*D不小于0.9，則塔頂最大產(chǎn)量為B。A 60kmol/h B 66.7kmol/h C 90kmol/h D 不能定8 *二元混合物，其中A為易揮發(fā)組分，液相組成*A=0.4，相應(yīng)的泡點(diǎn)為t1，氣相組成為yA=0.4，相應(yīng)的露點(diǎn)組成為t2，則 B 。A t1=t2 B t1t2 D 不能判斷9*二元混合物，=3，全回流條件下*n=0.3，則yn-1= D A 0.9 B 0.3 C 0.854 D 0.79410精餾的操作線是直線，主要基于以下原因 D。 A 理論板假定 B 理想物系 C 塔頂泡點(diǎn)回流 D 恒摩爾

20、流假設(shè)11*篩板精餾塔在操作一段時間后，別離效率降低，且全塔壓降增加，其原因及應(yīng)采取的措施是 B 。A 塔板受腐蝕，孔徑增大，產(chǎn)生漏液，應(yīng)增加塔釜熱負(fù)荷B 篩孔被堵塞，孔徑減小，孔速增加，霧沫夾帶嚴(yán)重，應(yīng)降低負(fù)荷操作C 塔板脫落，理論板數(shù)減少，應(yīng)停工檢修D(zhuǎn) 降液管折斷，氣體短路，需更換降液管12板式塔中操作彈性最大的是 B 。 A篩板塔 B 浮閥塔 C 泡罩塔13以下命題中不正確的為 A 。A上升氣速過大會引起漏液 B 上升氣速過大會引起液泛 C上升氣速過大會使塔板效率下降 D 上升氣速過大會造成過量的液沫夾帶14二元溶液連續(xù)精餾計算中，進(jìn)料熱狀態(tài)的變化將引起以下線的變化 B 。A平衡線 B

21、操作線與q線 C平衡線與操作線 D 平衡線與q線15以下情況 D 不是誘發(fā)降液管液泛的原因。A液、氣負(fù)荷過大 B 過量霧沫夾帶 C塔板間距過小 D 過量漏液三、計算1*塔頂蒸汽在冷凝器中作局部冷凝，所得的氣、液兩相互成平衡。氣相作產(chǎn)品，液相作回流，參見附圖。塔頂產(chǎn)品組成為：全凝時為，分凝時為。設(shè)該系統(tǒng)符合恒摩爾流的假定，試推導(dǎo)此時的精餾段操作線方程。解：由精餾段一截面與塔頂包括分凝器在內(nèi)作物料衡算。 1 2y 1 2yo分凝器則 y1對于全凝時 *D精餾段操作線可知：中選用的回流比一致，且時兩種情況的操作線完全一致。在圖上重合，分凝器相當(dāng)于一塊理論板。2用一精餾塔別離二元液體混合物，進(jìn)料量10

22、0kmol/h，易揮發(fā)組分*F=0.5，泡點(diǎn)進(jìn)料，得塔頂產(chǎn)品*D=0.9，塔底釜液*W=0.05皆摩爾分率，操作回流比R=1.61，該物系平均相對揮發(fā)度=2.25，塔頂為全凝器，求：塔頂和塔底的產(chǎn)品量kmol/h；第一塊塔板下降的液體組成*1為多少；寫出提餾段操作線數(shù)值方程；最小回流比。解：1塔頂和塔底的產(chǎn)品量kmol/h； F=D+W=100 12上述兩式聯(lián)立求解得 W=47.06kmol/h D=52.94kmol/h2第一塊塔板下降的液體組成*1為多少；因塔頂為全凝器，3寫出提餾段操作線數(shù)值方程；則4最小回流比。泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1, 3一精餾塔，原料液組成為0.5摩爾分率，飽和蒸氣進(jìn)料，原

23、料處理量為100kmol/h，塔頂、塔底產(chǎn)品量各為50kmol/h 。精餾段操作線程為y=0.833*+0.15，塔釜用間接蒸氣加熱，塔頂全凝器，泡點(diǎn)回流。試求：塔頂、塔底產(chǎn)品組成；全凝器中每小時冷凝蒸氣量；蒸餾釜中每小時產(chǎn)生蒸氣量假設(shè)全塔平均=3.0，塔頂?shù)谝粔K塔板默弗里效率Eml=0.6，求離開塔頂?shù)诙K塔板的氣相組成。解：1塔頂、塔底產(chǎn)品組成；因，R=5 又，由物料衡算得2全凝器中每小時冷凝蒸氣量；V=R+1D=300kmol/h3蒸餾釜中每小時產(chǎn)生蒸氣量；q=0，V=V - F=300 -100=200kmol/h4求離開塔頂?shù)诙K塔板的氣相組成。，故4在一常壓精餾塔內(nèi)別離苯和甲苯混合

24、物，塔頂為全凝器，塔釜間接蒸汽加熱，平均相對揮發(fā)度為2.47，飽和蒸汽進(jìn)料。進(jìn)料量為150kmol/h，進(jìn)料組成為0.4摩爾分率，回流比為4，塔頂餾出液中苯的回收率為0.97，塔釜采出液中甲苯的回收率為0.95。試求：1塔頂餾出液及塔釜采出液組成；2精餾段操作線方程；3提餾段操作線方程；4回流比與最小回流比的比值；5假設(shè)全回流操作時，塔頂?shù)谝粔K塔板的氣相默弗里板效率為0.6，全凝器液相組成為0.98，求由塔頂?shù)诙K板上升的氣相組成。解：1塔頂餾出液及塔釜采出液組成；由ab F=D+W+150 cd聯(lián)立a、b、c和d求解得： W=87.3kmol/h， D=62.7kmol/h *W=0.020

25、6， *D=0.9282精餾段操作線方程；3提餾段操作線方程；飽和蒸氣進(jìn)料，故q=0，則4回流比與最小回流比的比值；q=0，由得，5求由塔頂?shù)诙K板上升的氣相組成。，而全回流時，代入上式可得：5在一常壓精餾塔內(nèi)別離苯和甲苯混合物，塔頂為全凝器，塔釜間接蒸汽加熱。進(jìn)料量為1000kmol/h，含苯0.4，要求塔頂餾出液中含苯0.9以上均為摩爾分率，苯的回收率不低于90%，泡點(diǎn)進(jìn)料，泡點(diǎn)回流。=2.5，取回流比為最小回流比的1.5倍。試求：1塔頂產(chǎn)品量D、塔底殘液量W及組成*w；2最小回流比；3精餾段操作線方程；4提餾段操作線方程；5從與塔釜相鄰的塔板上下降的液相組成為多少？6假設(shè)改用飽和蒸汽進(jìn)料

26、，仍用4中所用回流比，所需理論板數(shù)為多少？解：1塔頂產(chǎn)品量D、塔底殘液量W及組成*w；由，得：W=F- D=1000-400=600kmol/h又由物料衡算得2最小回流比；泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1, (3) 精餾段操作線方程；(4) 提餾段操作線方程；則5從與塔釜相鄰的塔板上下降的液相組成由操作線方程得6假設(shè)改用飽和蒸汽進(jìn)料，仍用4中所用回流比，所需理論板數(shù)又為多少。飽和蒸氣進(jìn)料，q=0，由得因，故6 用一連續(xù)精餾塔別離苯-甲苯混合溶液，原料液中含苯0.40，塔頂餾出液中含苯0.95以上均為摩爾分率。原料液為氣液混合進(jìn)料，其中蒸汽占1/3摩爾數(shù)比。苯-甲苯的平均相對揮發(fā)度為2.5，回流比為最小回流比的2倍，試求：原料液中汽相及液相的組成；最小回流比；假設(shè)塔頂采用全凝器，求從塔頂往下數(shù)第二快理論板下降的液體組成。解：1設(shè)原料液液相組成為，汽相組成為均為摩爾分率則12聯(lián)立1式和2式，可得：2因 q=2/3，34聯(lián)立3和4可得：所以3精餾段操作線方程為 R=21.8=3.6則由得7有*平均相對揮發(fā)度為3的理想溶液，其中易揮發(fā)組分的組成為60%摩爾百分率，以下同，于泡點(diǎn)下送入精餾塔中，要求餾出液中易揮發(fā)組分組成不小于