1、化工原理試題庫(下冊)第一章 蒸餾一、選擇題1. 當(dāng)二組分液體混合物的相對揮發(fā)度為 _C時，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/hD.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_B。A.(Xw,X

2、w)B(XF,XF) C(XD,XD) D(0,XD/(R+1)5. 二元溶液的連續(xù)精餾計算中，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 E .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氣一液混合物7. 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8. 設(shè)計精餾塔時，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

3、釜再沸器熱負(fù)荷_A_。A 變大， B 變小， C 不變， D 不一定9. 連續(xù)精餾塔操作時，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B , XwA oA變大，B變小，C不變，D不一定10.精餾塔操作時，若 F、Xf、q，加料板位置、Xw BA變大，oB變小，C不變，D不一定D和R不變，而使操作壓力減小，則Xd_A11. 操作中的精餾塔，保持F，xf，q，D不變，若采用的回流比R XD 2B. XD1= XD 2C. XD1 XF2，相應(yīng)回流比為 R2,若，進(jìn)料熱狀況不變，則（ A ）oA.R1R2D .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

4、再沸器） ,若全塔效率為50%,則塔內(nèi)實際板數(shù)為（ C ）oA.16層B.12層C.14層D.無法確定32. 在常壓下苯的沸點為80.1 C，環(huán)己烷的沸點為80.73C，欲使該兩組分混合液得到分離，則宜采用（ C ）oA.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 ）oA.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 ）oA.1/2B.1/

5、3C.2D.335. 溢流液泛是由于（A.降液管通過能力太小C塔板上嚴(yán)重漏液A ）造成的。B.液流分布不均勻D.液相在塔板間返混36. 直接水蒸氣加熱的精餾塔適用于（分離輕組分水溶液）的情況，直接水蒸氣加熱與間接水蒸氣加熱相A ）接觸，而在每一塊塔板上汽）方式進(jìn)料。比較，當(dāng)Xd、Xw、R、q、a、回收率相同時，其所需理論板數(shù)要（A.多B.少C.相等D.無法判斷37. 在精餾塔的設(shè)計中，設(shè)計思想是：在全塔汽液兩相總體呈（A液兩相以（C ）方式接觸。A.逆流B.并流C.錯流（D）不確定38. 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（A）飽和蒸汽（B）飽和液體（C）過熱蒸汽（D

6、）冷流體39. 兩組分的相對揮發(fā)度越小，則表示分離物系越（DA.容易 B. 減少 C. 完全D.不完全二、填空題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 。2. 當(dāng)分離要求和回流比一定時， 料的q值最小，此時分離所需的理論塔板數(shù)。3. 蒸餾是指的化工單元操作。4. 在精餾塔實驗中，當(dāng)準(zhǔn)備工作完成之后，開始操作時的第一項工作應(yīng)該是5. 實現(xiàn)精餾操作的必要條件是 和。6. 恒摩爾流假設(shè)成立的主要條件是。7. 某精餾塔設(shè)計時，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）, D/F,q,R x（D）不變，則W/F將 ，x（w ）將，提餾段操作線斜率將 理論板數(shù)將。

7、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，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。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)（F,xf, q）仍保持不變，則 R，Xd，Xw，L /V 。11. 操作時，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，Xw12. 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

8、。13. 精餾塔設(shè)計中，回流比越 需理論板數(shù)越少，操作能耗 。但隨著回流比的逐漸增大，操作費用設(shè)備費的總和將呈現(xiàn) 化過程。14. 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。15. 精餾設(shè)計中，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。16. 填料塔用于精餾過程中，其塔高的計算采用等板高度法，等板高度是指 ;填料層高度Z=。17. 簡 單 蒸 餾 與 精 餾 的 主 要 區(qū) 別 是18. 精餾的原理是。19. 精餾過程的恒摩爾流假設(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q值范圍21. 精餾操作中，當(dāng)回流比

9、加大時，表示所需理論板數(shù) ，同時，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。22. 精餾設(shè)計中，隨著回流比的逐漸增大，操作費用 ,總費用呈現(xiàn)的變化過程。23. 精餾操作中，當(dāng)回流比加大時，表示所需理論板數(shù) ，同時，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 。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（HETP25. 總壓為1atm, 95C溫度下苯與甲苯的飽和蒸汽壓分別為1168mmHgW 475mmHg則平衡時苯的汽相組成=，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=。

10、26. 精餾處理的物系是 混合物，利用各組分 的不同實現(xiàn)分離。吸收處理的物系是 混合物，利用各組分 的不同實現(xiàn)分離。27. 精餾操作的依據(jù)是 。實現(xiàn)精餾操作的必要條件是和。28. 氣液兩相呈平衡狀態(tài)時，氣液兩相溫度 ，液相組成 氣相組成。29. 用相對揮發(fā)度a表達(dá)的氣液平衡方程可寫為。根據(jù)a的大小，可用來，若a=1，則表示。30. 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 331. 某兩組分體系，相對揮發(fā)度a =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），若已知y n =0 4，則yn +1=。全回流操作通

11、常適用于或。32. 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。33. 精餾塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度，其原因是 和34. 。35. 在總壓為101.33kPa溫度為85C下，苯和甲苯的飽和蒸氣壓分別為pA 113.6kPa、pB46kPa，則相對揮發(fā)度a =，平衡時液相組成 XA，氣相組成為y A。36.某精餾塔的精餾段操作線方程為y 0.72x0.275，則該塔的操作回流比為，餾出液組成為。37. 最小回流比的定義是38. 精餾塔進(jìn)料可能有種不同的熱狀況，適宜回流比通常取為 當(dāng)進(jìn)料為氣液混合物且氣液摩爾比為Rmin。2: 3時，則進(jìn)料熱狀況q值為。39. 在某精餾塔中，分離

12、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）的液相組成為x2 0.45、x3 0.4,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=。40. 在精餾塔設(shè)計這，若保持F、Xf、q、D不變，若增加回流比R，則Xd，Xw，L/V。41. 在精餾塔設(shè)計中，若 F、Xf、Xd、Xw及R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)Nt 。精餾段上升蒸氣量V 、下降液體量 L;提餾段上升蒸氣量V ，下降液體量L。L/V， xwL/V，提餾段液氣比42. 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

13、比43. 操作中的精餾塔保持 F、Xf、q、V不變，若釜液量 W增加，則Xd，XwL/V。44. 在連續(xù)精餾塔中，若xf、Xd、R、q、D/F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)Nt，Xw。45. 恒沸精流與萃取精餾的共同點是 。兩者的主要區(qū)另寸是和。二、計算題1. 某二元混合液含易揮發(fā)組分0.35,泡點進(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-

14、甲苯混合液，原料液入塔時其中蒸氣量和液體量的千摩爾之比為2:3。每小時處理量料液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：餾出 液和殘液量？R= 2R小時的操作回流比？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)料為泡點進(jìn)料；塔頂采用全凝器，泡點回流， 操作回流比為最小回流比的1.8倍；在本題范圍內(nèi)氣液平衡方程為：y=0.6x+0.43,氣相默弗里效率E

15、mv=0.5。若要求輕組分收率為98%,試計算：（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 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a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

16、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訉嶋H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。在全濃度范圍內(nèi)，體系的平均相對 揮發(fā)度為 2.5。泡點進(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

17、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a =2.46。8. 在常壓連續(xù)精餾塔中，分離苯一甲苯混合液。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

18、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 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 .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0.05o操作回流比為最小回流比的 2倍。操作條

19、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。11. 試計算壓力為101.33KPa,溫度為時84C,苯-甲苯物系平衡時，苯與甲苯在液相和氣相中的組成。（xA 0.818 yA 0.92）12. 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。（q=0.281）213. 4.某兩組分混合氣體，其組成y 0.6 （摩爾分率），通過部分冷凝將蒸汽量中的-流量冷3凝為飽和液體，試求此時的氣、液相組成。氣液平衡關(guān)系為y 0.46x

20、 0.549 （x 0.5085; y 0.783 ）14. 5.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，泡點進(jìn)料。精餾段操作線方程和提餾段操作線方程分別為 y 0.723X 0.263和y 1.25x 0.018 試求精餾段及 提餾段的上升蒸汽量。（V V 142.3kmol/h）15. 6.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40E為時得q值。已知進(jìn)料泡點溫度為753C。操作條件下甲醇的汽化潛熱為1055KJ/kg、 比熱為2.68KJ/（kg.C）;水的汽化潛熱為2320KJ/kg,比熱為4.19KJ/ （kg.C）1

21、6. 7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

22、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，每小時向塔釜加入苯甲苯混合液100kmol,含苯量為 50%（摩爾,下同）,泡點進(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,求每小時獲得的塔頂餾出液 量D,塔釜排出液量W及濃度 xw。（ D=17.0kmol/h, W=83.0kmol/h, x w=0.4385）19. 用精

23、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（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/h；0.97）21. 在常壓

24、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）的氣相 y2 （y 1.385x 0.0193 ；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。試用逐板計算法計算精餾段所需理論板數(shù)。（ 2

25、 塊 ）23. 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。 （2.7； 4.79）24. 在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液。物系的平均相對揮發(fā)度為3.0。塔頂采用全凝器。實驗測得塔頂?shù)谝粚铀宓膯伟逍?Eml 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y2 （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

26、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 y2（0.899）26. 實驗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yn 0.885, y n 1 0.842 。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。（ 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

27、，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）泡點進(jìn)料；（3）氣液混 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： y 0.75x 0.2075y 0.5x 1.5xf 試求：（1）回流比；（2）餾出液組成；（3） q 值（R=3 ; x 0.83 ; 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，泡點進(jìn)料。物系的相對揮發(fā)度 a=2.470試計算：（1）全回流時，Xd 0.95，第一塊塔 板上的氣相

28、單板效率Emv 0.7時，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，要求塔頂苯的回收率為0.96,塔釜甲苯的回收率為0.93時，求Xd和Xw ;（3）若R 1.4Rmin，求R； （4）寫出精餾段操作線方程式。（0.916 ; 0.9，0.0281.7 ;yn 10.638xn 0.326 ）30. 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，釜殘液組成為 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

29、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，釜殘液中含苯不高于 0.01，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032. 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） 0

30、塔頂采用全凝器，泡點回流，塔釜蒸汽間接加熱0要求 塔頂 餾出液中含苯 0.95 ，塔底釜殘液中含苯 0.04 ，回流比取最小回流比的 1.4 倍0計算（ 1）塔頂和塔底 產(chǎn)品的流量0 （ 2）推導(dǎo)精餾段、提餾段操作方程式033. 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） 0塔頂采用全凝器，泡點回流，塔釜蒸汽間接加熱0要求 塔頂 餾出液中含苯 0.95 ，塔底釜殘液中含苯 0.05 ，回流比取最小回流比的 1.5 倍0計算（ 1）塔頂和塔底 產(chǎn)品的流量0 （ 2）實際回流比、提餾段上升蒸汽流

31、量及其下降液體流量、塔頂苯的回收率034. 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） 0塔頂采用全凝器，泡點回流，塔釜蒸汽間接加熱0要求 塔頂 餾出液中含苯 0.95 ，塔底釜殘液中含苯 0.05 ，回流比取最小回流比的 1.5 倍0計算（ 1）塔頂和塔底 產(chǎn)品的流量0 （ 2）實際回流比、提餾段上升蒸汽流量及其下降液體流量、塔頂苯的回收率035. 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-

32、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。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%泡點進(jìn)料，回流比取最小回流比的1.5倍，已知相對揮發(fā)度a為2.5。試求： 塔頂餾出液流量 D; 塔釜殘液流量 W，組成Xw； 回流比R及最小回流比Rnin ； 寫出提餾段操作線方

33、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%泡點進(jìn)料，泡點回流，回流比取最小回流比的1.5倍，已知相對揮發(fā)度a為2.5;求：1、塔頂餾出液流量 D;2、塔釜殘液流量 W;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)料量的1/3。塔頂采用全凝器

34、，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a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：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？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,釜殘液組成為 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

35、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。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yWl WXw)41.在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液,原料液流量為100kmol/h ,組成為0.3（易揮發(fā)組分摩爾流率）其精餾段

36、和提餾段操作線方程分別為y 0.714X 0.257(1)y 1.686x0.0343(2)試求：（1）塔頂流出液流量和精餾段下降液體流量（ kmol/h ）；2）進(jìn)料熱狀況參數(shù) q 。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， 釜殘液組成為 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)。（1）20C下冷液體；（ 2）飽和液體；（ 3）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。原料液的泡點溫度為94C，原料液的平均比熱容為1.85kJ/（kg.C）,原料液的汽化熱為 354k

37、J/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?1.2倍。若要求餾出液組成為0.9，苯的回收率為 90%，試分別求出泡點下回流時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。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）。苯甲苯的平均相對揮發(fā)度為 2.5，回流比為最小回流比的 2倍，塔

38、頂采用全凝器，塔釜間接 蒸汽加熱。試求：a）每小時餾出液及釜殘液量；b）原料液中汽相及液相組成；c）回流比；d）每小時塔釜產(chǎn)生的蒸汽量及塔頂回流的液體量；e）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。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 kmol/h，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，泡點進(jìn)料，回流比取最小 回流比的1.5倍。已知相對揮發(fā)度a為2.5。求：a）塔頂流出液流量 Db）塔釜殘液流量 Wc）精餾段上升的蒸汽量 V 及提餾段下降的液體量 L。46. 某分離苯、甲苯的精

39、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） ，泡點液相進(jìn)料，間接蒸汽加熱，回流比為2。a）當(dāng)滿足以上工藝要求時，塔頂、塔底產(chǎn)品量各為多少？b）塔頂產(chǎn)品量能達(dá)到 560kmol/h 嗎？采出最大極限值是多少？c）當(dāng)塔頂產(chǎn)品量為 535kmol/h 時，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） 。1）

40、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，最小回流比為多少？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？4）若因回流管道堵塞或回流泵損壞， 時回流比為 0，此時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

41、.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) 每小時餾出液及釜殘液量；2) 原料液中汽相及液相組成；3) 回流比；4) 每小時塔釜產(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。49. 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

42、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 ?(Rmin=1.271，通過選擇合適的回流比來保證；=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。(液相 0.49；汽相 0.71； Rmin=1.227)51. 最小回流比與理論板數(shù)用一連續(xù)精餾塔分離苯甲苯混合液，原料中含苯 0.

43、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25C；(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)52. 物料恒算：1kmol/s 的飽和汽態(tài)的氨水混合物進(jìn)人一個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

44、量為0.6kmol/s。若操作范圍內(nèi)氨一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=1.402 10-3， XW=8.267 10-4)53. 操作線方程一連續(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-0.19

45、5)54. 綜合計算：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 ) 。( =89.5； V=11.07kmol/s; x 2=0.843)55. 熱狀況參數(shù)與能耗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20C，采用精餾操作對

46、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，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 )： 20C加料；(2) 預(yù)熱至泡點加料；(3) 預(yù)熱至飽和蒸汽加料。已知在操作條件下料液的泡點為98C，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，原料液于泡點狀態(tài)進(jìn)塔，加料板上的

47、液相組成與進(jìn)料組成相同泡點為92.30，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)、塔底釜殘液流量 W與組成；(3)、最小回流比；(4)、精餾段操作線方程； (5)、提餾

48、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)計時先按如下流程安排(圖中實線)，塔釜采用飽和蒸汽直接加熱。塔頂全凝器，泡點回流。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、xw不變，設(shè)計時在塔上部有側(cè)線抽出(如虛線所示)，抽出液量為B, kmol/h ,組成x=0.6，則該塔的最小回流比為多少？59. 擬

49、設(shè)計一常壓連續(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,料液的相對揮發(fā)度為 3。試求：(1)、完成分離任務(wù)所需的實際塔板數(shù)及實際加料板位置；(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？ 22、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) ,苯甲苯的平均相對揮發(fā)度為 2.5,

50、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。60. 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 -甲苯混合液, 料忒中含苯 35%,泡點進(jìn)料,餾出液含苯97%,殘液含苯 5%(以上皆為摩爾百分率)試求： (1)、最小回流比； (2)、如采用回流比R=4.3，求理論板數(shù)及全塔效率；(3)、如果單板效率等于全塔效率，求提餾段最下一塊 板上升蒸汽組成。61. 某精餾塔用于分離苯 -甲苯混合液, 泡點進(jìn)料, 進(jìn)料量為 30kmol/h ,進(jìn)料中苯的摩爾分率為 0.5,塔頂、 塔低產(chǎn)品中苯的摩爾分率分別為 0.95和 0.10,采用回流比為最小回流比的 1.5倍,操作條件下可取平 均相對揮發(fā)度為 2.4。(1)、塔頂、塔底的產(chǎn)品量； (2)、若塔頂設(shè)全凝器,各塔板可視為理論板,求離 開第二板的蒸汽和液體組成。62. 有一二元理想溶液,在連續(xù)精餾塔中精餾。原料掖組成為 50%(摩爾 %),飽和蒸汽進(jìn)料。原料處理量為每小時100kmol，塔頂、塔底產(chǎn)品量各為50kmol/h，已知精餾段操作線方程為y=0.833x+0.15，塔釜用間接蒸汽加熱,塔頂采用全