化工原理之精餾題庫

蒸餾選擇題當(dāng)二組分液體混合物的相對揮發(fā)度為（）時(shí)，不能用普通精餾方法分離。A、3.0B、2.0C、1.0D、4.0某精餾塔用來分離雙組分液體混合物，進(jìn)料量為100Kmol/h，進(jìn)料組成為0.6,要求塔頂產(chǎn)品濃度不小于0.9，以上組成均為摩爾分率，則塔頂產(chǎn)品最大產(chǎn)量為（）。A、60.5kmol/hB、66.7Kmol/hC、90.4Kmol/hD、不能確定在t-x-y相圖中，液相與氣相之間量的關(guān)系可按（）求出。A、拉烏爾定律B、道爾頓定律C、亨利定律D、杠桿規(guī)則q線方程一定通過x－y直角坐標(biāo)上的點(diǎn)（）。A、(xW,xW)B(xF,xF)C(xD,xD)D(0,xD/(R+1))二元溶液的連續(xù)精餾計(jì)算中，進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)q的變化將引起（）的變化。A、平衡線B、操作線與q線C、平衡線與操作線D、平衡線與q線精餾操作是用于分離（）。A、均相氣體混合物B、均相液體混合物C、互不相溶的混合物D、氣—液混合物混合液兩組分的相對揮發(fā)度愈小，則表明用蒸餾方法分離該混合液愈（B）。A、容易B、困難C、完全D、不完全設(shè)計(jì)精餾塔時(shí)，若F、xF、xD、xW均為定值，將進(jìn)料熱狀況從q=1變?yōu)閝>1，但回流比取值相同，則所需理論塔板數(shù)將（B），塔頂冷凝器熱負(fù)荷（C），塔釜再沸器熱負(fù)荷（A）。A、變大B、變小C、不變D不一定連續(xù)精餾塔操作時(shí)，若減少塔釜加熱蒸汽量，而保持餾出量Ｄ和進(jìn)料狀況（F,xF,q）不變時(shí)，則L/V______，L′/V′______，xD______，xW______。A、變大B、變小C、不變D、不一定精餾塔操作時(shí)，若F、xF、q，加料板位置、Ｄ和Ｒ不變，而使操作壓力減小，則xD______，xw______。A、變大B、變小C、不變D、不一定操作中的精餾塔，保持F，xF，q，D不變，若采用的回流比R<Rmin，則xD______，xw______。A、變大B、變小C、不變D、不一定恒摩爾流假設(shè)是指D。A、在精餾段每層塔板上升蒸汽的摩爾流量相等B、在精餾段每層塔板上升蒸汽的質(zhì)量流量相等C、在精餾段每層塔板上升蒸汽的體積流量相等D、在精餾段每層塔板上升蒸汽和下降液體的摩爾流量相等精餾過程的理論板假設(shè)是指D。A、進(jìn)入該板的氣液兩相組成相等B、進(jìn)入該板的氣液兩相組成平衡C、離開該板的氣液兩相組成相等D、離開該板的氣液兩相組成平衡精餾過程若為飽和液體進(jìn)料，則B。A、q=1，L=L′B、q=1，V=V′C、q=1，L=V′D、q=1，L=V＇全回流時(shí)的精餾過程操作方程式為C。A、yn=xnB、yn-1=xnC、yn+1=xnD、yn+1=xn+1精餾是分離（B）混合物的化工單元操作，其分離依據(jù)是利用混合物中各組分（D）的差異。A、氣體B、液體C、固體D、揮發(fā)度E、溶解度F、溫度精餾過程的恒摩爾流假設(shè)是指在精餾段每層塔板（D）相等。A、上升蒸汽的摩爾流量B、上升蒸汽的質(zhì)量流量C、上升蒸汽的體積流量D、上升蒸汽和下降液體的流量精餾過程中，當(dāng)進(jìn)料為飽和液體時(shí)，以下關(guān)系（B）成立。A、q=0，L=L′B、q=1，V=V′C、q=0，L=VD、q=1，L=L′精餾過程中，當(dāng)進(jìn)料為飽和蒸汽時(shí)，以下關(guān)系（A）成立。A、q=0，L=L′B、q=1，V=V′C、q=0，L=VD、q=1，L=L′精餾過程的理論板假設(shè)是指（D）。A、進(jìn)入該板的氣液兩相組成相等B、進(jìn)入該板的氣液兩相組成平衡C、離開該板的氣液兩相組成相等D、離開該板的氣液兩相組成平衡某二元混合物，若液相組成為0.45，相應(yīng)的泡點(diǎn)溫度為；氣相組成為0.45，相應(yīng)的露點(diǎn)溫度為，則（A）。D、不能判斷兩組分物系的相對揮發(fā)度越小，則表示該物系（B）。A、容易B、困難C、完全D、不完全精餾塔的操作線是直線，其原因是（D）。A、理論板假定B、理想物系C、塔頂泡點(diǎn)回流D、恒摩爾流假定分離某兩元混合物，進(jìn)料量為10kmol/h，組成為0.6，若要求餾出液組成不小于0.9，則最大的餾出液量為（A）。A、6.67kmol/hB、6kmol/hC、9kmol/hD、不能確定精餾塔中由塔頂往下的第n-1、n、n+1層理論板，其氣相組成關(guān)系為（B）。A、B、C、D、不確定在原料量和組成相同的條件下，用簡單蒸餾所得氣相組成為，用平衡蒸餾得氣相組成為，若兩種蒸餾方法所得氣相量相同，則（C）。A、>B、=C、<D、不能確定在精餾塔的圖解計(jì)算中,若進(jìn)料熱狀況變化,將使(B)。A、平衡線發(fā)生變化B、操作線與q線變化C、平衡線和q線變化D、平衡線和操作線變化操作中的精餾塔,若選用的回流比小于最小回流比,則(D).A、不能操作B、、均增加C、、均不變D、減小、增加操作中的精餾塔，若保持、、、不變，減小，則（C）A、D增大、R減小B、D減小、R不變C、D減小、R增大D、D不變、R增大用某精餾塔分離兩組分溶液，規(guī)定產(chǎn)品組成。當(dāng)進(jìn)料組成為時(shí)，相應(yīng)回流比為R1；進(jìn)料組成為時(shí)，相應(yīng)回流比為R2，若，進(jìn)料熱狀況不變，則（）。A、R1<R2B、R1=R2.C、R1>R2D、無法判斷用精餾塔完成分離任務(wù)所需的理論板數(shù)為8（包括再沸器），若全塔效率為50%，則塔內(nèi)實(shí)際板數(shù)為（C）。A、16層B、12層C、14層D、無法確定在常壓下苯的沸點(diǎn)為80.1℃，環(huán)己烷的沸點(diǎn)為80.73℃，欲使該兩組分混合液得到分離，則宜采用（A、恒沸精餾B、普通精餾C、萃取精餾D、水蒸氣精餾精餾操作中，若將進(jìn)料熱狀況由飽和液體改為冷液體進(jìn)料，而其它條件不變，則精餾段操作線斜率（A），提餾段斜率（B），精餾段下降液體量（C），提餾段下降液體量（A）。A、增大B、減小C、不變D、無法判斷若連續(xù)精餾過程的進(jìn)料熱狀況參數(shù)q=1/3，則其中氣相與液相的摩爾數(shù)之比為（C）。A、1/2B、1/3C、2D、3直接水蒸氣加熱的精餾塔適用與（）的情況，直接水蒸氣加熱與間接水蒸氣加熱相比較，當(dāng)x、x、R、q、α、回收率相同時(shí)，其所需理論板數(shù)要（B）A、多B、少C、相等D、無法判斷某精餾塔內(nèi)，進(jìn)料熱狀況參數(shù)為1.65，由此可判定物料以（D）方式進(jìn)料。A、飽和蒸汽B、飽和液體C、過熱蒸汽D、冷流體兩組分的相對揮發(fā)度越小，則表示物系分離的越（B）A、容易B、困難C、完全D、不完全二元溶液連續(xù)精餾計(jì)算中，進(jìn)料熱狀況的變化將引起以下線的變化：(B)A、平衡線B、操作線與q線C、平衡線與操作線D、平衡線與q線二、填空題某連續(xù)精餾塔中，若精餾段操作線的截距為零，則餾出液流量為___0_______。當(dāng)分離要求和回流比一定時(shí)，______過熱蒸汽____進(jìn)料的q值最小，此時(shí)分離所需的理論塔板數(shù)____最多______。蒸餾是指__________________________________的化工單元操作。在精餾塔實(shí)驗(yàn)中，當(dāng)準(zhǔn)備工作完成之后，開始操作時(shí)的第一項(xiàng)工作應(yīng)該是__________________________________。實(shí)現(xiàn)精餾操作的必要條件是_______________和________________________。恒摩爾流假設(shè)成立的主要條件是________________________________________。某精餾塔設(shè)計(jì)時(shí)，若將塔釜由原來間接蒸汽加熱改為直接蒸汽加熱，而保持xF，D／F，ｑ，RxD不變，則W／F將_______，xw將_______，提餾段操作線斜率將_______，理論板數(shù)將_______。在只有一股進(jìn)料無側(cè)線出料的連續(xù)精餾操作中，當(dāng)體系的壓力、進(jìn)料組成、塔頂、塔底產(chǎn)品組成及回流比一定時(shí)，進(jìn)料狀態(tài)q值愈大，提餾段的斜率就愈，完成相同的分離任務(wù)所需的總理論板數(shù)就愈，故5種進(jìn)料狀態(tài)種中，進(jìn)料所需的理論板數(shù)最少。直接蒸汽加熱與水蒸汽蒸餾雖都是向釜液直接通入蒸汽，但其目的并不相同。前者是_______________，而后者_(dá)______________。操作中，若提餾段上升蒸汽量V增加，而回流量和進(jìn)料狀態(tài)（Ｆ，xF，q）仍保持不變，則R_____，xD_____，xw_____，L′/V′_____。操作時(shí)，若Ｆ、Ｄ、xF、q，加料板位置、Ｖ不變，而使操作的總壓力增大，則xD________，xW_____精餾塔的塔頂溫度總低于塔底溫度，其原因之一是__________________________，原因之二是_____________________。精餾塔設(shè)計(jì)中，回流比越___________所需理論板數(shù)越少，操作能耗__________。但隨著回流比的逐漸增大，操作費(fèi)用設(shè)備費(fèi)的總和將呈現(xiàn)________變化過程。恒沸精餾與萃取精餾主要針對________的物系，采取加入第三組分的辦法以改變原物系的________。精餾設(shè)計(jì)中，當(dāng)進(jìn)料為氣液混合物，且氣液摩爾比為2:3，則進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù)q值等于。填料塔用于精餾過程中，其塔高的計(jì)算采用等板高度法，等板高度是指；填料層高度Z=。簡單蒸餾與精餾的主要區(qū)別是。精餾的原理是_______________________________________________。精餾過程的恒摩爾流假設(shè)是指____________________________________________________。進(jìn)料熱狀況參數(shù)的兩種定義式為q=__________和q=_____________，汽液混合物進(jìn)料時(shí)q值范圍_______________。精餾操作中，當(dāng)回流比加大時(shí)，表示所需理論板數(shù)_____________，同時(shí)，蒸餾釜中所需的加熱蒸汽消耗量_____________，塔頂冷凝器中，冷卻劑消耗量__________，所需塔徑___________。精餾設(shè)計(jì)中，隨著回流比的逐漸增大，操作費(fèi)用_____________，總費(fèi)用呈現(xiàn)__________________________的變化過程。精餾操作中，當(dāng)回流比加大時(shí)，表示所需理論板數(shù)_____________，同時(shí)，蒸餾釜中所需的加熱蒸汽消耗量_____________，塔頂冷凝器中，冷卻劑消耗量__________，所需塔徑___________。某填料精餾塔的填料層高度為8米，完成分離任務(wù)需要16塊理論板（包括塔釜），則等板高度HETP＝___________總壓為1atm，95℃溫度下苯與甲苯的飽和蒸汽壓分別為1168mmHg與475mmHg，則平衡時(shí)苯的汽相組成＝___________，苯的液相組成＝___________（均以摩爾分率表示）。苯與甲苯的相對揮發(fā)度＝___________精餾處理的物系是___________________混合物，利用各組分_______________的不同實(shí)現(xiàn)分離。吸收處理的物系是_______________混合物，利用各組分_______________的不同實(shí)現(xiàn)分離。精餾操作的依據(jù)是。實(shí)現(xiàn)精餾操作的必要條件是和。氣液兩相呈平衡狀態(tài)時(shí)，氣液兩相溫度，液相組成氣相組成。用相對揮發(fā)度α表達(dá)的氣液平衡方程可寫為。根據(jù)α的大小，可用來，若α=1，則表示。在精餾操作中，若降低操作壓強(qiáng)，則溶液的相對揮發(fā)度，塔頂溫度，塔釜溫度，從平衡角度分析對該分離過程。某兩組分體系，相對揮發(fā)度α=3，在全回流條件下進(jìn)行精餾操作，對第n、n+1兩層理論板（從塔頂往下計(jì)），若已知?jiǎng)t。全回流操作通常適用于或。精餾和蒸餾的區(qū)別在于；平衡蒸餾和簡單蒸餾的主要區(qū)別在于。精餾塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度，其原因是和。在總壓為101.33kPa，溫度為85℃下，苯和甲苯的飽和蒸氣壓分別為則相對揮發(fā)度α=，平衡時(shí)液相組成，氣相組成為。某精餾塔的精餾段操作線方程為，則該塔的操作回流比為，餾出液組成為。最小回流比的定義是，適宜回流比通常取為Rmin。精餾塔進(jìn)料可能有種不同的熱狀況，當(dāng)進(jìn)料為氣液混合物且氣液摩爾比為2：3時(shí)，則進(jìn)料熱狀況q值為。在某精餾塔中，分離物系相對揮發(fā)度為2.5的兩組分溶液，操作回流比為3，若測得第2、3層塔板（從塔頂往下計(jì)）的液相組成為流出液組成xD為0.96（以上均為摩爾分率），則第3層塔板的氣相莫弗里效率為EMV3=。在精餾塔設(shè)計(jì)這，若保持、不變，若增加回流比，則，，。在精餾塔設(shè)計(jì)中，若、及一定，進(jìn)料由原來的飽和蒸氣改為飽和液體，則所需理論板數(shù)。精餾段上升蒸氣量、下降液體量；提餾段上升蒸氣量，下降液體量。操作中的精餾塔，增大回流比，其他操作條件不變，則精餾段液氣比，提餾段液氣比/，，。操作中的精餾塔保持、不變，若釜液量增加，則，，。在連續(xù)精餾塔中，若、、、相同，塔釜由直接蒸汽加熱改為間接蒸汽加熱，則所需理論板數(shù)，。恒沸精流與萃取精餾的共同點(diǎn)是。兩者的主要區(qū)別是和。三、計(jì)算題某二元混合液含易揮發(fā)組分0.35，泡點(diǎn)進(jìn)料，經(jīng)連續(xù)精餾塔分離后塔頂產(chǎn)品濃度為0.96，塔底產(chǎn)品濃度為0.025（以上均為易揮發(fā)組分的摩爾分率），設(shè)滿足恒摩爾流假設(shè)，試計(jì)算：1.塔頂產(chǎn)品的采出率D/F為多少？2.如果回流比R為2，請分別求出精餾段、提餾段操作方程。用一常壓連續(xù)精餾塔分離苯－甲苯混合液，原料液入塔時(shí)其中蒸氣量和液體量的千摩爾之比為2:3。原料液流量為60kmol/h，料液中含苯50％，所得殘液含苯5％，餾出液中含苯98％(以上組成均為摩爾百分率)，苯對甲苯的平均揮發(fā)度為2.5，試求：1.餾出液和殘液量？2.R＝2Rmin時(shí)的操作回流比？3.該操作條件下，精餾段和提餾段操作線方程式？在常壓精餾塔內(nèi)分離某理想二元混合物。已知進(jìn)料量為100kmol/h，進(jìn)料組成為xF=0.5,塔頂組成為xD=0.98（均為摩爾分?jǐn)?shù)）；進(jìn)料為泡點(diǎn)進(jìn)料；塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)回流，操作回流比為最小回流比的1.8倍；氣液平衡方程為：y=0.6x+0.43，氣相默弗里效率Emv=0.5。若要求輕組分收率為98%，試計(jì)算：1.塔釜餾出液組成；2.精餾段操作線方程；3.經(jīng)過第一塊實(shí)際板氣相濃度的變化。用一連續(xù)精餾塔分離由組分A、B組成的理想混合溶液。原料液中含A為0.40，餾出液中含A為0.95（以上均為摩擦分率），已知進(jìn)料熱狀況q為0.6，最小回流比為1.50，試求相對揮發(fā)度α值？用一提餾塔分離某水溶液（雙組分體系，水為重組分），原料液量為100kmol/h，泡點(diǎn)進(jìn)料，進(jìn)料組成為40％，塔頂蒸汽全部冷凝成液體產(chǎn)品而不回流，其組成為70％（以上組成均為輕組分的摩爾分率）。輕組分回收率為98％，直接用水蒸汽加熱。假設(shè)塔內(nèi)為恒摩爾溢流和汽化，操作條件下兩組分的平均相對揮發(fā)度為4.5，每層塔板用氣相表示的單板效率為70％，求釜液組成及從塔頂?shù)诙訉?shí)際板下降的液相濃度。用一連續(xù)精餾塔在常壓下分離苯－甲苯液體混和物。在全濃度范圍內(nèi)，體系的平均相對揮發(fā)度為2.5。泡點(diǎn)進(jìn)料，進(jìn)料量為100kmol/h。進(jìn)料中苯含量為0.4(摩爾分率)。規(guī)定塔頂產(chǎn)品中苯的含量為0.9，苯的回收率為95％以上。塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)回流，回流比取為最小回流比的1.5倍，塔釜采用間接蒸汽加熱。求1.塔底產(chǎn)品濃度；2.精餾段操作線方程和提餾段操作線方程；3.從塔頂開始數(shù)起，離開第二塊板的液相組成（小數(shù)點(diǎn)后取三位數(shù)）。苯、甲苯兩組分混合物進(jìn)行常壓蒸餾，原料組成X(苯)＝0.7，要求得到組成為0.8的塔頂產(chǎn)品（以上均為摩爾分率），現(xiàn)用以下三種方法操作：連續(xù)平衡蒸餾、簡單蒸餾（微分蒸餾）、連續(xù)蒸餾。在三種情況下，塔頂用一分凝器，其中50%的蒸汽冷凝返回塔頂。出冷凝器的蒸汽與冷凝液體呈平衡。對每種方法進(jìn)料量均為100kmol/h，問塔頂、塔釜產(chǎn)量各為多少？汽化量為多少？已知α=2.46。在常壓連續(xù)精餾塔中，分離苯—甲苯混合液。原料液流量為1000kmol/h，組成為含苯0.4（摩爾分率，下同）泡點(diǎn)進(jìn)料。餾出液組成為0.9，釜液組成為0.00667，操作回流比為最小回流比的1.5倍，操作條件下平均相對揮發(fā)度為2.5，試求：1.提餾段操作方程2.離開第二層理論板（從塔頂往下數(shù)）的氣相組成y2在常壓連續(xù)精餾塔中，分離兩組分理想溶液。原料液組成為0.5（摩爾分率，下同）飽和氣體進(jìn)料。餾出液組成為0.9，釜液組成為0.05，操作回流比為最小回流比的2.0倍，操作條件下平均相對揮發(fā)度為3.0，試求：1.提餾段操作線方程2.離開第二層理論板（從塔頂往下數(shù)）的氣相組成y2.在常壓連續(xù)精餾塔中，分離兩份理想溶液。原料液組成為0.5（摩爾分率，下同），飽和蒸汽進(jìn)料，餾出液組成為0.9，釜液組成為0.05。操作回流比為最小回流比的2倍。操作條件下平均相對揮發(fā)度為3.0，試求：1.提餾段操作線方程2.離開第二層理論板（從塔頂往下數(shù)）的氣相組成y2。試計(jì)算壓力為101.33KPa，溫度為時(shí)84℃，苯-甲苯物系平衡時(shí)，苯與甲苯在液相和氣相中的組成。苯-甲苯混合液初始組成為0.4（摩爾分率，下同），在常壓下加熱到指定溫度，測得平衡的液相組成x為0.257、汽相組成y為0.456，試求該條件下的液化率。某兩組分混合氣體，其組成（摩爾分率）,通過部分冷凝將蒸汽量中的流量冷凝為飽和液體，試求此時(shí)的氣、液相組成。氣液平衡關(guān)系為在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液，原料液流量為75kmol/h，泡點(diǎn)進(jìn)料。精餾段操作線方程和提餾段操作線方程分別為和試求精餾段及提餾段的上升蒸汽量。在常壓連續(xù)精餾塔中，分離含甲醇為0.4（摩爾分率）的甲醇-水混合液。試求進(jìn)料溫度40℃為時(shí)得q值。已知進(jìn)料泡點(diǎn)溫度為75.3℃。操作條件下甲醇的汽化潛熱為1055KJ/kg、比熱為2.68KJ/(kg.℃)；水的汽化潛熱為2320KJ/kg，比熱為4.19KJ/（kg.℃）。將含易揮發(fā)組分為24%的原料加入一連續(xù)精餾塔中，要求餾出液組成為95%，釜液組成為3%（均為易揮發(fā)組分的摩爾分率）。已知進(jìn)入冷凝器中蒸汽量為850kmol/h，塔頂回流液量為670kmol/h，試求塔頂、塔釜產(chǎn)品量及回流比。用板式精餾塔在常壓下分離苯－甲苯混合液，塔頂為全凝器，塔釜用間接蒸汽加熱，平均相對揮發(fā)度為2.47，進(jìn)料為150kmol/h、組成為0.4（摩爾分率）的飽和蒸汽，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，求：1.塔頂餾出液及塔釜采出液的組成；2.精餾段及提餾段操作線方程；3.回流比與最小回流比的比值。在由一層理論板和塔釜組成的精餾塔中，每小時(shí)向塔釜加入苯－甲苯混合液100kmol，含苯量為50%（摩爾％，下同），泡點(diǎn)進(jìn)料，要求塔頂餾出液中含苯量為80%，塔頂采用全凝器，回流液為飽和液體，回流比為3，相對揮發(fā)度為2.5，求每小時(shí)獲得的塔頂餾出液量Ｄ，塔釜排出液量Ｗ及濃度xw。用精餾分離某水溶液，水為難揮發(fā)組分，進(jìn)料F=1kmol/s，xF=0.2（摩爾分率，下同），以飽和液體狀態(tài)加入塔中部，塔頂餾出量D=0.3kmol/s，xD=0.6，R=1.2Rmin，系統(tǒng)a=3，塔釜用飽和水蒸汽直接通入加熱。試求：1.蒸汽通入量;2.提餾段操作線在連續(xù)精餾塔中分離二硫化碳和四氯化碳混合液。原料液流量為1000kg/h，組成為0.3（二硫化碳的質(zhì)量分率，下同）。若要求釜液組成不大于0.05，餾出液中二硫化碳回收率為88%。試求餾出液流量和組成。在常壓連續(xù)精餾塔中，分離兩組分理想溶液。原料液組成為0.5（摩爾分率，下同），飽和蒸汽進(jìn)料。餾出液組成為0.9，釜液組成為0.05。操作回流比為最小回流比的2倍。操作條件下平均相對揮發(fā)度為3。試求：1.提餾段操作線方程；2.離開第2層理論板（從塔頂往下計(jì)）的氣相在常壓連續(xù)精餾塔中，分離兩組分理想溶液。已知原料液組成為0.6（摩爾分率，下同），泡點(diǎn)進(jìn)料，餾出液組成為0.95，釜液組成為0.04，回流比為2，物系的平均相對揮發(fā)度為3.5。塔頂為全凝器。試用逐板計(jì)算法計(jì)算精餾段所需理論板數(shù)。在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液。已知原料液組成為0.35（摩爾分率，下同）餾出液組成為0.9，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2.0，試求以下兩種進(jìn)料狀況下的操作回流比1.飽和液體進(jìn)料；2.飽和蒸汽進(jìn)料。在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液。物系的平均相對揮發(fā)度為3.0。塔頂采用全凝器。實(shí)驗(yàn)測得塔頂?shù)谝粚铀宓膯伟逍蔈ml為0.6，且已知精餾段操作線方程為y=0.833x+0.15，試求離開塔頂?shù)诙影宓纳仙羝M成在連續(xù)精餾塔中分離苯—甲苯混合液。原料液組成為0.4（摩爾分率，下同），餾出液組成為0.95。氣--液混合進(jìn)料，其中氣相占1/3（摩爾數(shù)比），回流比為最小回流比的2倍，物系的平均相對揮發(fā)度為2.5，塔頂采用全凝器，試求從塔頂往下數(shù)第二層理論板的上升蒸汽組成實(shí)驗(yàn)測得常壓精餾塔在部分回流下，精餾段某相鄰兩板的上升氣相組成分別為。已知物系平均相對揮發(fā)度為5，回流比為3.5，餾出液組成為0.95（摩爾分率），試求以氣相組成表示的第n層板的單板效率Emv。在一常壓連續(xù)精餾塔中分離由A、B組成的混合液。已知原料液組成為0.3，要求塔頂產(chǎn)品組成為0.9，釜液組成為0.5（均為A組分的摩爾分率），操作回流比為2.5，試?yán)L出下列進(jìn)料情況的精餾段操作線和提餾段操作線。1.q=2；2.泡點(diǎn)進(jìn)料；3.氣液混合進(jìn)料，汽化率為1/2。在一常壓連續(xù)精餾塔中，精餾段操作線方程式和q線方程式如下：試求：1.回流比；2.餾出液組成；3.q值在一常壓連續(xù)精餾塔中，分離苯－甲苯混合液。塔頂為全凝器，塔釜為間接蒸汽加熱，泡點(diǎn)進(jìn)料。物系的相對揮發(fā)度α＝2.47。試計(jì)算：1.全回流時(shí)，，第一塊塔板上的氣相單板效率時(shí)，求第二塊塔板上升蒸汽組成；2.進(jìn)料量為180kmol/h，原料組成為0.4時(shí)，要求塔頂苯的回收率為0.96，塔釜甲苯的回收率為0.93時(shí)，求和；3.若，求R；（４）寫出精餾段操作線方程式。常壓連續(xù)精餾塔中，分離某雙組分理想溶液，原料液在泡點(diǎn)下進(jìn)料，進(jìn)料量為150Kmol/h，組成為0.4(摩爾分率，下同)，餾出液組成為0.9，釜?dú)堃航M成為0.1，操作回流比為3.5，全塔平均相對揮發(fā)度為2，塔頂采用全凝器，塔底采用間接蒸汽加熱，求：1.塔頂、塔底產(chǎn)品流量，Kmol/h；2.回流比為最小回流比的倍數(shù)；3.精餾段上升蒸汽量和提餾段下降液體量，Kmol/h；4.塔頂?shù)诙K理論板上下降的液相組成。將180kmol/h含苯0.4(摩爾分率，下同)的苯—甲苯溶液，在連續(xù)精餾塔中進(jìn)行分離，要求塔頂餾出液中含苯0.95，釜?dú)堃褐泻讲桓哂?.01，進(jìn)料為飽和液體，回流比R=2，求塔頂、塔底兩產(chǎn)品流量及精餾段、提餾段操作線方程式。在常壓連續(xù)精餾塔中分離相對揮發(fā)度為2.3的苯—甲苯混合液，進(jìn)料量100kmol/h，且為飽和液體進(jìn)料，其中含苯0.4（摩爾分率，下同）。塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)回流，塔釜蒸汽間接加熱。要求塔頂餾出液中含苯0.95，塔底釜?dú)堃褐泻?.04，回流比取最小回流比的1.4倍。計(jì)算1.塔頂和塔底產(chǎn)品的流量。2.推導(dǎo)精餾段、提餾段操作方程式。在常壓連續(xù)精餾塔中分離相對揮發(fā)度為2.3的苯—甲苯混合液，進(jìn)料量200kmol/h，且為飽和液體進(jìn)料，其中含苯0.4（摩爾分率，下同）。塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)回流，塔釜蒸汽間接加熱。要求塔頂餾出液中含苯0.95，塔底釜?dú)堃褐泻?.05，回流比取最小回流比的1.5倍。計(jì)算1.塔頂和塔底產(chǎn)品的流量。2.實(shí)際回流比、提餾段上升蒸汽流量及其下降液體流量、塔頂苯的回收率。在常壓連續(xù)精餾塔中分離相對揮發(fā)度為2.3的苯—甲苯混合液，進(jìn)料量200kmol/h，且為飽和液體進(jìn)料，其中含苯0.4（摩爾分率，下同）。塔頂采用全凝器，泡點(diǎn)回流，塔釜蒸汽間接加熱。要求塔頂餾出液中含苯0.95，塔底釜?dú)堃褐泻?.05，回流比取最小回流比的1.5倍。計(jì)算1.塔頂和塔底產(chǎn)品的流量。2.實(shí)際回流比、提餾段上升蒸汽流量及其下降液體流量、塔頂苯的回收率。連續(xù)、常壓精餾塔中分離某混合液，要求塔頂產(chǎn)品組成為0.94,塔底產(chǎn)品為0.04（摩爾分率），已知此塔進(jìn)料q線方程為y=6x-1.5，采用回流比為最小回流比的1.2倍，混合液在本題條件下的相對揮發(fā)度為2，求：1、精餾段操作線方程；2、若塔底產(chǎn)品量W=150kmol/h，求進(jìn)料量F和塔頂產(chǎn)品量D；3、提餾段操作線方程。在一連續(xù)、常壓精餾塔中分離某液態(tài)二組元混合液，其中含易揮發(fā)組分0.4（摩爾分率，下同），混合液流量為1000kmol/h，塔頂采用全凝器，要求塔頂餾出液含易揮發(fā)組分0.9,易揮發(fā)組分的回收率為90%，泡點(diǎn)進(jìn)料，回流比取最小回流比的1.5倍，已知相對揮發(fā)度α為2.5。試求：1.塔頂餾出液流量D；2.塔釜?dú)堃毫髁縒，組成xw；3.回流比R及最小回流比Rmin；4.寫出提餾段操作線方程。苯和甲苯的混合物，其中含苯0.4（摩爾分率，下同），流量為1000kmol/h，在一連續(xù)、常壓精餾塔中進(jìn)行分離。塔頂采用全凝器，要求塔頂餾出液含苯0.9,苯的回收率為90%，泡點(diǎn)進(jìn)料，泡點(diǎn)回流，回流比取最小回流比的1.5倍，已知相對揮發(fā)度α為2.5;求：1.塔頂餾出液流量D；2.塔釜?dú)堃毫髁縒；3.塔頂?shù)诙K理論板上升的蒸汽量V及組成y2；4、塔釜上一塊理論板下降的液體量L′及組成xm。在一常壓連續(xù)精餾塔中分離某二元混合液，其中含易揮發(fā)組分0.4（摩爾分率，下同），汽液混合物進(jìn)料，流量為100kmol/h，進(jìn)料中蒸汽的摩爾流率占總進(jìn)料量的1/3。塔頂采用全凝器，要求塔頂易揮發(fā)組分的回收率為90%，回流比取最小回流比的1.5倍，塔底殘液中輕組分組成為0.064。已知相對揮發(fā)度α為2.5，提餾段內(nèi)上升蒸汽的空塔氣速為2m/s，蒸汽的平均分子量為79.1，平均密度1.01kg/m3。試求：1.塔頂餾出液中輕組分的流量？2.從塔頂向下第2塊理論板上升的氣相組成？3.提餾段操作線方程？4.提餾段塔徑？常壓連續(xù)精餾塔中，分離某雙組分理想溶液，原料液在泡點(diǎn)下進(jìn)料，進(jìn)料量為150Kmol/h，組成為0.4（摩爾分率、下同），餾出液組成為0.9，釜?dú)堃航M成為0.1，操作回流比為3.5，全塔平均相對揮發(fā)度為2，塔頂采用全凝器，塔頂采用間接蒸汽加熱，求：1.塔頂、塔底產(chǎn)品流量，Kmol/h；2.回流比為最小回流比的倍數(shù)；3.精餾段上升蒸汽量和提餾段下降液體量，Kmol/h；4.塔頂?shù)诙K理論板上下降的液相組成。在連續(xù)精餾塔中，將含苯0.5（摩爾分率）的笨、甲苯混合液進(jìn)行分離。已知為飽和蒸汽進(jìn)料，進(jìn)料量為100kmol/h，要求塔頂、塔底產(chǎn)品各為50kmol/h，精餾段操作線方程為y=0.833x+0.15。試求塔頂與塔底產(chǎn)品的組成，以及提餾段操作線方程。（提示：提餾段操作線方程為）在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液，原料液流量為100，組成為0.3（易揮發(fā)組分摩爾流率），其精餾段和提餾段操作線方程分別為試求：1.塔頂流出液流量和精餾段下降液體流量（）；2.進(jìn)料熱狀況參數(shù)。在常壓連續(xù)精餾塔中分離苯-甲苯混合液，原料液組成為0.4（苯摩爾分率，下同），餾出液組成為0.97，釜?dú)堃航M成為0.04，試分別求以下三種進(jìn)料熱狀況下的最小回流比和全回流下的最小理論板數(shù)。20℃下冷液體；飽和液體；飽和氣體。假設(shè)操作條件下物系的平均相對揮發(fā)度為2.47。原料液的泡點(diǎn)溫度為94℃，原料液的平均比熱容為1.85kJ/（kg.在常壓連續(xù)精餾塔中分離苯-甲苯混合液，原料液的流量為100，泡點(diǎn)下進(jìn)料，進(jìn)料組成為0.4苯摩爾分率，下同）?；亓鞅热樽钚』亓鞅鹊?.2倍。若要求餾出液組成為0.9，苯的回收率為90%，試分別求出泡點(diǎn)下回流時(shí)的精餾段操作線方程和提餾段操作線方程。物系的平均相對揮發(fā)度為2.47。用一連續(xù)精餾塔分離苯—甲苯的混合液，進(jìn)料量為100kmol/h，原料液中含苯0.4，塔頂餾出液中含苯0.95，塔底餾出液中含苯0.1（以上均為摩爾分率），原料液為汽液混合進(jìn)料，其中蒸汽占1/3（摩爾比）。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，塔頂采用全凝器，塔釜間接蒸汽加熱。試求：1.每小時(shí)餾出液及釜?dú)堃毫浚?.原料液中汽相及液相組成；3.回流比；4.每小時(shí)塔釜產(chǎn)生的蒸汽量及塔頂回流的液體量；5.離開塔頂?shù)诙永碚摪宓恼羝M成；6.離開塔釜上一塊理論板的液相組成。苯和甲苯的混合物，其中含苯0.4（摩爾分率，下同），流量為1000，在一連續(xù)精餾塔中進(jìn)行分離。塔頂采用全凝器，要求塔頂流出液含苯0.9，苯的回收率為0.9，泡點(diǎn)進(jìn)料，回流比取最小回流比的1.5倍。已知相對揮發(fā)度α為2.5。求：1.塔頂流出液流量D；2.塔釜?dú)堃毫髁縒；3.精餾段上升的蒸汽量及提餾段下降的液體量。某分離苯﹑甲苯的精餾塔進(jìn)料量為1000kmol/h，濃度為0.5。要求塔頂產(chǎn)品濃度不低于0.9，塔釜濃度不大于0.1（皆為苯的摩爾分率），泡點(diǎn)液相進(jìn)料，間接蒸汽加熱，回流比為2。當(dāng)滿足以上工藝要求時(shí)，塔頂﹑塔底產(chǎn)品量各為多少？塔頂產(chǎn)品量能達(dá)到560kmol/h嗎？采出最大極限值是多少？當(dāng)塔頂產(chǎn)品量為535kmol/h時(shí)，若要滿足原來的產(chǎn)品濃度要求，可采取什么措施？做定性分析。分離苯﹑甲苯的精餾塔有10塊塔板，總效率為0.6，泡點(diǎn)液相進(jìn)料，進(jìn)料量為1000kmol/h，其濃度為0.175，要求塔頂產(chǎn)品濃度為0.85，塔釜濃度為0.1（皆為苯的摩爾分率）。試求：1.該塔的操作回流比為多少？有幾種解法？試對幾種解法進(jìn)行比較。2.用該塔將塔頂產(chǎn)品濃度提高到0.99是否可行？若將塔頂產(chǎn)品濃度提高到0.88，可采取何種措施？對其中較好的一種方案進(jìn)行定性和定量分析。3.當(dāng)塔頂產(chǎn)品濃度為0.85時(shí)，最小回流比為多少？4.若塔頂冷凝水供應(yīng)不足，回流比只能是最小回流比的0.9倍，該塔還能操作嗎？5.若因回流管道堵塞或回流泵損壞，時(shí)回流比為0，此時(shí)塔頂及塔釜的組成和流量分別為多少？（設(shè)塔板效率不下降）。用一連續(xù)精餾塔分離苯—甲苯的混合液，進(jìn)料量為100kmol/h，原料液中含苯0.4，塔頂餾出液中含苯0.95，塔底餾出液中含苯0.1（以上均為摩爾分率），原料液為汽液混合進(jìn)料，其中蒸汽占1/3（摩爾比）。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，塔頂采用全凝器，塔釜間接蒸汽加熱。試求：1.每小時(shí)餾出液及釜?dú)堃毫浚?.原料液中汽相及液相組成；3.回流比；4.每小時(shí)塔釜產(chǎn)生的蒸汽量及塔頂回流的液體量；5.離開塔頂?shù)诙永碚摪宓恼羝M成；6.離開塔釜上一塊理論板的液相組成。精餾塔采用全凝器，用以分離苯和甲苯組成的理想溶液，進(jìn)料狀態(tài)為汽液共存，兩相組成如下：xF=0.5077，yF=0.7201。試求：1.若塔頂產(chǎn)品組成xD=0.99，塔底產(chǎn)品的組成為xW=0.02，問最小回流比為多少？塔底產(chǎn)品的純度如何保證?2.進(jìn)料室的壓強(qiáng)和溫度如何確定。3.該進(jìn)料兩組份的相對揮發(fā)度為多少?常壓連續(xù)操作的精餾塔來分離苯和甲苯混和液，已知進(jìn)料中含苯0.6(摩爾分?jǐn)?shù))，進(jìn)料狀態(tài)是汽液各占一半(摩爾數(shù))，從塔頂全凝器取出餾出液的組成為含苯0.98(摩爾分?jǐn)?shù))，已知苯—甲苯系統(tǒng)在常壓下的相對揮發(fā)度為2.5。試求：1.進(jìn)料的汽液相組成；2.最小回流比。用一連續(xù)精餾塔分離苯—甲苯混合液，原料中含苯0.4，要求塔頂餾出液中含苯0.97，釜液中含苯0.02(以上均為摩爾分?jǐn)?shù))，R=4。求下面兩種進(jìn)料狀況下最小回流比Rmin。及所需理論板數(shù)：1.原料液溫度為25℃；2.原料為汽液混合物，汽液比為3：4。已知苯—1kmol/s的飽和汽態(tài)的氨—水混合物進(jìn)人一個(gè)精餾段和提餾段各有1塊理論塔板的精餾塔分離，進(jìn)料中氨的組成為0.001(摩爾分?jǐn)?shù))。塔頂回流為飽和液體，回流量為1.3kmol/s，塔底再沸器產(chǎn)生的汽相量為0.6kmol/s。若操作范圍內(nèi)氨—水溶液的汽液平衡關(guān)系可表示為y=1.26x，求塔頂、塔底的產(chǎn)品組成。一連續(xù)精餾塔分離二元理想混合溶液，已知精餾段某層塔板的氣、液相組成分別為0.83和0.70，相鄰上層塔板的液相組成為0.77，而相鄰下層塔板的氣相組成為0.78(以上均為輕組分A的摩爾分?jǐn)?shù)，下同)。塔頂為泡點(diǎn)回流。進(jìn)料為飽和液體，其組成為0.46。若已知塔頂與塔底產(chǎn)量比為2／3，試求：1.精餾段操作線方程；2.提餾段操作線方程。某一連續(xù)精餾塔分離一種二元理想溶液，已知F=10kmol/s，xF=0.5，q=0，xD=0.95,xW=0.1，(以上均為摩爾分率)，系統(tǒng)的相對揮發(fā)度=2，塔頂為全凝器，泡點(diǎn)回流，塔釜間接蒸汽加熱，且知塔釜的汽化量為最小汽化量的1.5倍。試求：1.塔頂易揮發(fā)組分的回收率;2.塔釜的汽化量；3.第二塊理論板的液體組成(塔序由頂部算起)。某苯與甲苯的混合物流量為100kmol／h，苯的濃度為0.3(摩爾分率，下同)，溫度為20℃，采用精餾操作對其進(jìn)行分離，要求塔頂產(chǎn)品濃度為0.9，苯的回收率為90％，精餾塔在常壓下操作，相對揮發(fā)度為2.47，試比較當(dāng)N時(shí)，以下三種工況所需要的最低能耗(包括原料預(yù)熱需要的熱量)：1.20℃加料；2.預(yù)熱至泡點(diǎn)加料；3.預(yù)熱至飽和蒸汽加料。已知在操作條件下料液的泡點(diǎn)為98用一連續(xù)操作精餾塔在常壓分離苯—甲苯混合液，原料含苯0.5（摩爾分率，下同），塔頂餾處液含苯0.99，塔頂采用全凝器，回流比為最小回流比的1.5倍，原料液于泡點(diǎn)狀態(tài)進(jìn)塔，加料板上的液相組成與進(jìn)料組成相同.泡點(diǎn)為92.3¤，求理論進(jìn)料板的上一層理論板的也相組成。苯的飽和蒸汽壓可以用安托尼公式計(jì)算。Logp0=A-B/（t+C），A=6.91210，B=1214.645，C=221.205有苯和甲苯混合液，含苯0.4，流量1000kmol/h，在一常壓精餾塔內(nèi)進(jìn)行分離，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，取回流比為最小回流比的1.5倍。已知塔內(nèi)平均相對揮發(fā)度為2.5。試求：1.塔頂產(chǎn)品流量D；2.塔底釜?dú)堃毫髁縒與組成；3.最小回流比；4.精餾段操作線方程；5.提餾段操作線方程6.若改用飽和蒸汽進(jìn)料，仍用4.中所用的回流比，所需理論板數(shù)為多少？某雙組分混合液，重組分為水。設(shè)計(jì)時(shí)先按如下流程安排（圖中實(shí)線），塔釜采用飽和蒸汽直接加熱。塔頂全凝器，泡點(diǎn)回流。系統(tǒng)符合恒摩爾流假定，相對揮發(fā)度為2。且知：F=100kmol/h，q=0，xF=0.4（摩爾分率，下同），xD=0.95，xw=0.04，S=60kmol/h。試求：1.、塔頂輕組分的回收率；2.、若保持S、F、xF、q、xD、