化工原理試復(fù)習(xí)參考題庫(下冊(cè))

1、第一章 蒸餾一、 選擇題1. 當(dāng)二組分液體混合物的相對(duì)揮發(fā)度為（C ）時(shí)，不能用普通精餾方法分離。A.3.0 B.2.0 C.1.0 D.4.02. 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（B）。A.60.5kmol/h B.66.7Kmol/h C.90.4Kmol/h D.不能確定3. 在t-x-y相圖中，液相與氣相之間量的關(guān)系可按（D）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4. q線方程一定通過xy直角坐標(biāo)上的點(diǎn)（B）。A.(xW,xW) B(xF

2、,xF) C(xDxD) D(0,xD/(R+1)5. 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（B）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 6. 精餾操作是用于分離（B）。 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7. 混合液兩組分的相對(duì)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8. 設(shè)計(jì)精餾塔時(shí)，若、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

3、變， D不一定9. 連續(xù)精餾塔操作時(shí)，若減少塔釜加熱蒸汽量，而保持餾出量和進(jìn)料狀況（F, xF,q）不變時(shí)，則L/V_B_ ，L/V_B_，xD_B_ ，xW_A_ 。A變大， B變小， C不變， D不一定10. 精餾塔操作時(shí)，若、xF、q，加料板位置、和不變，而使操作壓力減小，則xD_A_，xw_B_。A變大， B變小， C不變， D不一定11. 操作中的精餾塔，保持F，xF，q，D不變，若采用的回流比R B. = C. D.不能確定27. 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28. 操

4、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29. 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、不變 C.D 減小、R增大 D.D不變、R增大30. 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；進(jìn)料組成為時(shí)，相應(yīng)回流比為，若，進(jìn)料熱狀況不變，則（ C ）。A.R1R2 D.無法判斷31. 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32. 在常壓下苯的沸

5、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（ C ）。A.恒沸精餾 B.普通精餾 C.萃取精餾 D.水蒸氣精餾33. 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（ C ），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34. 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.1/2 B.1/3 C.2 D.335. 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

6、、q、回收率相同時(shí)，其所需理論板數(shù)要（ A ）A.多 B.少 C. 相等 D.無法判斷36. 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37. 兩組分的相對(duì)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38. 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：BA.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、填空題全1. 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_。2. 當(dāng)分離要求和回流比一定時(shí)，_過熱蒸汽_進(jìn)料的q值

7、最小， 此時(shí)分離所需的理論塔板數(shù)_多_。3. 蒸餾是指_分離液體混合物_的化工單元操作。4. 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_在全回流狀態(tài)下開車_。5. 實(shí)現(xiàn)精餾操作的必要條件是_塔底上升蒸汽_和_塔頂液體回流_ 。 6. 恒摩爾流假設(shè)成立的主要條件是_。 7. 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x(F)，DF，Rx(D)不變，則WF將_不變_，x(w)將_減小_，提餾段操作線斜率將_不變_，理論板數(shù)將_增多_。8. 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

8、愈大，提餾段的斜率就愈 校 ，完成相同的分離任務(wù)所需的總理論板數(shù)就愈 少 ，故5種進(jìn)料狀態(tài)種中， 過冷液體 進(jìn)料所需的理論板數(shù)最少。9. 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)。10. 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)（，xF，q）仍保持不變，則R_減小_，xD_減小_，xw_減小_，L/V_增大_。11. 操作時(shí)，若、xF、q，加料板位置、不變，而使操作的總壓力增大，則xD _減小_，xW _增大_12. 精餾塔的塔頂溫度總低于塔底溫度，其原因之一是_塔頂為易揮發(fā)液體，沸點(diǎn)低_，原因之二是_塔頂壓強(qiáng)低_。13. 精餾塔設(shè)計(jì)

9、中，回流比越_大_所需理論板數(shù)越少，操作能耗_增大_ 。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)_先減小后增大_變化過程。14. 恒沸精餾與萃取精餾主要針對(duì)_相對(duì)揮發(fā)度為1_的物系，采取加入第三組分的辦法以改變?cè)锵档腳相對(duì)揮發(fā)度_。15. 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 0.6 。16. 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 與一層理論塔板的傳質(zhì)作用相當(dāng)?shù)奶盍细叨?；填料層高度Z= 。17. 簡(jiǎn)單蒸餾與精餾的主要區(qū)別是 精餾必須引入回流 。18. 精餾的原理是_部分汽化部分冷凝_。19. 精餾過程的恒摩爾流假

10、設(shè)是指_。20. 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_。21. 精餾操作中，當(dāng)回流比加大時(shí)，表示所需理論板數(shù)_減小_，同時(shí)，蒸餾釜中所需的加熱蒸汽消耗量_增大_，塔頂冷凝器中，冷卻劑消耗量_增大_，所需塔徑_增大_。22. 精餾設(shè)計(jì)中，隨著回流比的逐漸增大，操作費(fèi)用_增大_，總費(fèi)用呈現(xiàn)_先減小后增大_的變化過程。23. 精餾操作中，當(dāng)回流比加大時(shí)，表示所需理論板數(shù)_減小_，同時(shí)，蒸餾釜中所需的加熱蒸汽消耗量_增大_，塔頂冷凝器中，冷卻劑消耗量_增大_，所需塔徑_增大_。24. 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

11、（HETP）_0.5_。25. 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(duì)揮發(fā)度_。26. 精餾處理的物系是_液態(tài)_混合物，利用各組分_揮發(fā)度_的不同實(shí)現(xiàn)分離。吸收處理的物系是_氣態(tài)_混合物，利用各組分_溶解度_的不同實(shí)現(xiàn)分離。27. 精餾操作的依據(jù)是 原料液各組分的相對(duì)揮發(fā)度不同 。實(shí)現(xiàn)精餾操作的必要條件是 塔頂液體回流 和 塔底蒸汽上升 。28. 氣液兩相呈平衡狀態(tài)時(shí)，氣液兩相溫度 相等 ，液相組成 小于 氣相組成。29. 用相對(duì)揮發(fā)度表達(dá)的氣液平衡方程可寫為 。根據(jù)的大

12、小，可用來 判斷能否用普通精餾分離 ，若=1，則表示 不能用不同精餾分離 。30. 在精餾操作中，若降低操作壓強(qiáng)，則溶液的相對(duì)揮發(fā)度 增大 ，塔頂溫度 減小 ，塔釜溫度 增大 ，從平衡角度分析對(duì)該分離過程 有利 。31. 某兩組分體系，相對(duì)揮發(fā)度=3，在全回流條件下進(jìn)行精餾操作，對(duì)第n、n+1兩層理論板（從塔頂往下計(jì)），若已知?jiǎng)t 0.18 。全回流操作通常適用于 精餾開車階段 或 實(shí)驗(yàn)研究 。32. 精餾和蒸餾的區(qū)別在于 精餾必須引入回流比 ；平衡蒸餾和簡(jiǎn)單蒸餾的主要區(qū)別在于 前者為連續(xù)的穩(wěn)定過程，后者為間歇的非穩(wěn)定過程 。33. 精餾塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度，其原因是 和 。34. 在總

13、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(duì)揮發(fā)度= 0.54 ，平衡時(shí)液相組成 0.78 ，氣相組成為 0.90 。35. 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 。36. 最小回流比的定義是 理論塔板數(shù)為無窮大時(shí)的回流比 ，適宜回流比通常取為 1.12 Rmin。37. 精餾塔進(jìn)料可能有 5 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 0.6 。38. 在某精餾塔中，分離物系相對(duì)揮發(fā)度為2.5的兩組分溶液，操作回流比為3，若測(cè)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

14、摩爾分率），則第3層塔板的氣相莫弗里效率為EMV3= 0.44 。39. 在精餾塔設(shè)計(jì)這，若保持、不變，若增加回流比，則 增大 ， 減小 ， 增大 。40. 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) 間歇 。精餾段上升蒸氣量 不變 、下降液體量 不變 ；提餾段上升蒸氣量 增大 ，下降液體量 增大 。41. 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 增大 ，提餾段液氣比/ 減小 ， 增大 ， 減小 。42. 操作中的精餾塔保持、不變，若釜液量增加，則 增大 ， 增大 ， 增大 。43. 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

15、汽加熱，則所需理論板數(shù) 減小 ， 增大 。44. 恒沸精流與萃取精餾的共同點(diǎn)是 都需加入第三組分以提高各組分間的相對(duì)揮發(fā)度 。兩者的主要區(qū)別是 和 三、計(jì)算題1. 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？（4分）；(2)如果回流比R為2，請(qǐng)分別求出精餾段、提餾段操作方程。2. 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

16、出液中含苯98(以上組成均為摩爾百分率)，苯對(duì)甲苯的平均揮發(fā)度為2.5，試求：餾出液和殘液量？R2Rmin時(shí)的操作回流比？該操作條件下， 精餾段和提餾段操作線方程式？3. 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。4. 用一連續(xù)精餾塔分離由組分A、B

17、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(duì)揮發(fā)度值？5. 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(duì)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。6. 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

18、內(nèi)，體系的平均相對(duì)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)）。7. 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(jiǎn)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

19、冷凝返回塔頂。出冷凝器的蒸汽與冷凝液體呈平衡。對(duì)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=2.46。8. 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(duì)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y29. 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

20、流比為最小回流比的2.0倍，操作條件下平均相對(duì)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 .10. 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(duì)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。11. 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。( )12. 苯-甲苯混合液初始組成為0.4（摩爾分率，下同）

21、，在常壓下加熱到指定溫度，測(cè)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。(q=0.281)13. 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 (； )14. 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。()15. 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

22、、比熱為2.68KJ/(kg.)；水的汽化潛熱為2320KJ/kg，比熱為4.19KJ/（kg.）。16. 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。（D=180kmol/h ； W=608.6kmol/h ； R=3.72）17. 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(duì)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

23、苯的回收率為0.97，塔釜采出液中甲苯的回收率為0.95，求：（）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。（0.928、0.021；精餾線y=0.8x+0.1856、提餾線y=1.534x-0.0112；R/Rmin=1.4）18. 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(duì)揮發(fā)度為2.5，求每小時(shí)獲得的塔頂餾出液量，塔釜排出液量及濃度xw。（D=17.0kmol/h, W=83.0

24、kmol/h, xW=0.4385）19. 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：（）蒸汽通入量;（）提餾段操作線（V=0.57kmol/s； y= 2.23x-0.0351）20. 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。（3.58kmol/

25、h; 0.97）21. 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(duì)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 ( ；0.786)22. 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(duì)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)。( 2塊 )23. 在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液。

26、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(duì)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。(2.7； 4.79)24. 在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液。物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為3.0。塔頂采用全凝器。實(shí)驗(yàn)測(cè)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(0.825)25. 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），

27、回流比為最小回流比的2倍，物系的平均相對(duì)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(0.899)26. 實(shí)驗(yàn)測(cè)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(duì)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。( 0.5 )27. 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

28、合進(jìn)料，汽化率為1/2。28. 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 (R=3 ；q=1/3)29. 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(duì)揮發(fā)度2.47。試計(jì)算：（）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；（）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；（）若，求R；（）寫出精餾段操作線方程式。(0.916 ； 0.9 ， 0.028； 1.7 ； )30. 常壓連續(xù)精餾

29、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(duì)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。31. 將180 kmol/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

30、流量及精餾段、提餾段操作線方程式。32. 在常壓連續(xù)精餾塔中分離相對(duì)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。33. 在常壓連續(xù)精餾塔中分離相對(duì)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

31、殘液中含苯0.05，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。34. 在常壓連續(xù)精餾塔中分離相對(duì)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。35. 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

32、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(duì)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。36. 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1000 kmol/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(duì)揮發(fā)度為2.5。試求： 塔頂餾出液流量D； 塔釜?dú)堃毫髁縒，組成xw； 回流比R及最小回流

33、比Rmin； 寫出提餾段操作線方程。37. 苯和甲苯的混合物，其中含苯0.4（摩爾分率，下同），流量為1000 kmol/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(duì)揮發(fā)度為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；。38. 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100 kmol/h，進(jìn)料中蒸汽的摩爾流率占總進(jìn)料

34、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(duì)揮發(fā)度為2.5，提餾段內(nèi)上升蒸汽的空塔氣速為2 m/s，蒸汽的平均分子量為79.1，平均密度1.01kg/m3。試求： 塔頂餾出液中輕組分的流量？ 從塔頂向下第2塊理論板上升的氣相組成？ 提餾段操作線方程？ 提餾段塔徑？39. 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(duì)揮發(fā)度為2，塔頂采用全凝器，塔頂采用間接蒸汽

35、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。40. 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）41. 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 （1） （2）

36、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)。42. 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(duì)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.），原料液的汽化熱為354kJ/kg。43. 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）。回流比取為最小回流比的1.2

37、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(duì)揮發(fā)度為2.47。44. 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(duì)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：每小時(shí)餾出液及釜?dú)堃毫浚辉弦褐衅嗉耙合嘟M成；回流比；每小時(shí)塔釜產(chǎn)生的蒸汽量及塔頂回流的液體量；離開塔頂?shù)诙永碚摪宓恼羝M成；離開塔釜上一塊理論板

38、的液相組成。45. 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(duì)揮發(fā)度為2.5。求：塔頂流出液流量D；塔釜?dú)堃毫髁縒；精餾段上升的蒸汽量及提餾段下降的液體量。46. 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

39、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。47. 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(duì)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(duì)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，

40、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）。48. 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(duì)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：每小時(shí)餾出液及釜?dú)堃毫?；原料液中汽相及液相組成；回流比；每小時(shí)塔釜產(chǎn)生的蒸汽量及塔頂回流的液體量；離開塔頂?shù)诙永碚摪宓恼羝M成；離開塔釜上一塊理論板的液相組成。 49

41、. 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。 (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(duì)揮發(fā)度為多少? (Rmin=1.271，通過選擇合適的回流比來保證；a=2.49)50. 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(duì)揮發(fā)

42、度為2.5。試求： （1）進(jìn)料的汽液相組成；(2)最小回流比。 (液相0.49；汽相0.71；Rmin=1.227) 最小回流比與理論板數(shù)50. 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。已知苯甲苯系統(tǒng)在常壓下的相對(duì)揮發(fā)度為2.5。 (Rmin=1.257，NT=10，第5塊加料；Rmin =2.06，NT=11，第6塊加料)物料恒算：51. 1kmol/s的飽和汽態(tài)的氨水混合物進(jìn)人一個(gè)精

43、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。 (xD=1.40210-3， xW=8.26710-4) 操作線方程 53. 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

44、底產(chǎn)量比為23，試求： (1)精餾段操作線方程； (2)提餾段操作線方程。 (精餾段3y=2x+0.95；提餾段3y=4.5x-0.195) 綜合計(jì)算：54. 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(duì)揮發(fā)度a=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) 。 (h=89.5；V=11.07kmol/s; x2=0.843)熱狀況參數(shù)

45、與能耗55. 某苯與甲苯的混合物流量為100kmolh，苯的濃度為0.3(摩爾分率，下同)，溫度為20，采用精餾操作對(duì)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(duì)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，平均比熱容為161.5J/kmol.K，汽化潛熱為32600J/mol。 (977.1kW；1110.6kW； l694.7kW) 56. 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

46、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=221.20557. 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(duì)揮發(fā)度為2.5。試求：（1）、塔頂產(chǎn)品流量D；（2）、塔底

47、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？58. 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(duì)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、xW不變，設(shè)計(jì)時(shí)在塔上部有側(cè)線抽出（如虛線所示），抽出液量為，kmol/h，組成x

48、=0.6，則該塔的最小回流比為多少？59. 擬設(shè)計(jì)一常壓連續(xù)精餾塔以分離某易揮發(fā)組分為40%（摩爾百分率，下同），流量為100kmol/h的料液，要求餾出液組成為92%，回收率為90%，料液為泡點(diǎn)進(jìn)料，回流比為最小回流比的1.5倍，全塔效率為0.7，料液的相對(duì)揮發(fā)度為3。試求：（1）、完成分離任務(wù)所需的實(shí)際塔板數(shù)及實(shí)際加料板位置；（2）、若F、xF、NP不變，欲提高此物系易揮發(fā)組分的回收率，試定性說明可采用的措施有那些？60. 用一連續(xù)精餾塔分離苯與甲苯混合液，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），原料液為汽液混合進(jìn)料，其中蒸汽占1/3（摩爾分率），苯甲苯的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.5，回流比為最小回流比的2倍，試求：（1）、原料液中汽相與液相的組成；（2）、最小回流比；（3）、若塔頂采用全凝器，求從塔頂往下數(shù)第二塊理論板下降的液相組成。61. 某一正在操作的連續(xù)精餾塔，有塔板15塊，塔頂為全凝器，用于分離苯