1、完善.整理.專業(yè)資料共享化工原理試題庫(kù)下冊(cè)第一章 蒸餾一、選擇題當(dāng)二組分液體混合物的相對(duì)揮發(fā)度為C時(shí)，不能用一般精餾方法分別。A.3.0B.2.0C.1.0D.4.0某精餾塔用來分別雙組分液體混合物，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/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)章q線方程肯定通過Xy直角坐標(biāo)上的點(diǎn)B。A.(Xw,Xw)B(XF,XF)C(XD

2、,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B(yǎng) 的變化。.平衡線 .操作線與 q 線.平衡線與操作線 .平衡線與 q 線精餾操作是用于分別 B。.均相氣體混合物 .均相液體混合物 .互不相溶的混合物.氣液混合物混合液兩組分的相對(duì)揮發(fā)度愈小，則說明用蒸餾方法分別該混合液愈B。A 簡(jiǎn)潔； B 困難； C 完全； D 不完全設(shè)計(jì)精餾塔時(shí)，假設(shè)、x 、xD、xW 均為定值，將進(jìn)料熱狀況從q=1 變?yōu)?q1，但回流比取F值一樣，則所需理論塔板數(shù)將B，塔頂冷凝器熱負(fù)荷C A。A 變大，B 變小， C 不變， D 不肯定，塔釜再沸器熱負(fù)荷連續(xù)精餾塔操作時(shí)，假設(shè)削

3、減塔釜加熱蒸汽量，而保持餾出量和進(jìn)料狀況F, xF,q不變時(shí)，則 L/VB，L/VA，xB，xA。DWA 變大， B 變小， C 不變， D 不肯定精餾塔操作時(shí)，假設(shè)、x 、q，加料板位置、和不變，而使操作壓力減小，則 xA，F(xiàn)DxB。wA 變大， B 變小， C 不變， D 不肯定操作中的精餾塔，保持 F，x ，q，D 不變，假設(shè)承受的回流比 R xB. x= xC. x xD.不能確定D1D 2D1D 2D1D 2在精餾塔的圖解計(jì)算中,假設(shè)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,假設(shè)選用的回流比小于最

4、小回流比,則(D).A.不能操作B.x、 x均增加C.x、 x均不變D. x減小、 x增加DwDwDw操作中的精餾塔，假設(shè)保持F 、 xD、 x、V不變，減小 xwF，則CA.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 增大用某精餾塔分別兩組分溶液，規(guī)定產(chǎn)品組成。當(dāng)進(jìn)料組成為時(shí)X ，相應(yīng)回流比為 R ；進(jìn)料組成為時(shí)F11X ，X X ，相應(yīng)回流比為R ，假設(shè)，進(jìn)料熱狀況不變，則 A 。F2F1F22A.R RD.無法推斷121212用精餾塔完成分別任務(wù)所需的理論板數(shù)為 8包括再沸器，假設(shè)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

5、 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別，則宜承受C。A.恒沸精餾B.一般精餾C.萃取精餾D.水蒸氣精餾精餾操作中，假設(shè)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.無法推斷假設(shè)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.335. 溢流液泛是由于A造成的。A.降液管通過力量太小B. 液流分布不均勻C.塔板上嚴(yán)峻漏液D.液相在塔板間返混直接水蒸氣加熱的精餾塔適

6、用于分別輕組分水溶液的狀況，直接水蒸氣加熱與間接水蒸氣加熱相比較，當(dāng)xD、xW、R、q、回收率一樣時(shí)，其所需理論板數(shù)要AA.多B.少C. 相等D.無法推斷在精餾塔的設(shè)計(jì)中，設(shè)計(jì)思想是：在全塔汽液兩相總體呈A接觸，而在每一塊塔板上汽液兩相以C方式接觸。A.逆流B.并流C.錯(cuò)流D不確定某精餾塔內(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(duì)揮發(fā)度越小，則表示分別物系越DA.簡(jiǎn)潔B.削減C.完全D.不完全二、填空題某連續(xù)精餾塔中，假設(shè)精餾段操作線的截距為零，則餾出液流量為。當(dāng)分別要求和回流比肯定時(shí)，進(jìn)料的q值最小， 此時(shí)分別所需的理論塔

7、板數(shù) 。蒸餾是指的化工單元操作。在精餾塔試驗(yàn)中， 當(dāng)預(yù)備工作完成之后， 開頭操作時(shí)的第一項(xiàng)工作應(yīng)當(dāng)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)，假設(shè)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)， ，x(D)不變，則將，x(w)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)品組成及回流比肯定時(shí)，進(jìn)料狀態(tài)q 值愈大，提餾段的斜率就愈，完成一樣的分別任務(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

8、一樣。前者是 ，而后者。操作中，假設(shè)提餾段上升蒸汽量 V 增加，而回流量和進(jìn)料狀態(tài)，x ，q仍保持不變，F(xiàn)則 R，x，x，L/V。Dw操作時(shí)，假設(shè)、xF、q，加料板位置、不變，而使操作的總壓力增大，則 x，Dx W精餾塔的塔頂溫度總低于塔底溫度，其緣由之一是，緣由之二是。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。但隨著回流比的漸漸增大，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(duì)的物系，實(shí)行參加第三組分的方法以轉(zhuǎn)變?cè)锵档?。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)算承受等板高度法，等板高度是

9、指； 填料層高度 Z=。簡(jiǎn)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米，完成分別任務(wù)需要塊理論板包括塔釜，則等板高

10、度HETP?？倝簽?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 。精餾處理的物系是混合物，利用各組分的不同實(shí)現(xiàn)分別。吸取處理的物系是混合物，利用各組分的不同實(shí)現(xiàn)分別。精餾操作的依據(jù)是。實(shí)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(shí)，氣液兩相溫度，液相組成氣相組成。29. 用相對(duì)揮發(fā) 度表達(dá)的氣液平衡方 程可寫為。依據(jù)的大小，可用來，假設(shè)=1，則表示。30. 在精餾操作中，假設(shè)降低操作壓強(qiáng)，則溶液的相對(duì)揮發(fā)度，塔頂溫度，塔釜溫度，從平衡角度分析對(duì)該分別過程。31. 某兩

11、組分體系，相對(duì)揮發(fā)度=3，在全回流條件下進(jìn)展精餾操作，對(duì)第n、n+1 兩層理論板從塔頂往下 計(jì) ， 假設(shè) 已 知 .，則 。 全 回 流 操 作 通 常 適 用 于或。32. 精餾和蒸餾的區(qū)分在于；平衡蒸餾和簡(jiǎn)潔蒸餾的主要區(qū)分在于。33. 精餾塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度，其緣由是和。在總壓為 101.33kPa，溫度為 85下，苯和甲苯的飽和蒸氣壓分別為 p 0A 113.6kPa、p 0B 46kPa，則相對(duì)揮發(fā)度=，平衡時(shí)液相組成 xA，氣相組成為 y。A某精餾塔的精餾段操作線方程為 y 0.72x 0.275 ，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

12、R 。min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，分別物系相對(duì)揮發(fā)度為 2.5 的兩組分溶液，操作回流比為 3，假設(shè)測(cè)得第 2、3 層塔板從塔頂往下計(jì)的液相組成為 x 0.45、x 0.4，流出液組成 x 為 0.96以上均為摩爾分率，則第 3 層23D塔板的氣相莫弗里效率為E =。MV3在精餾塔設(shè)計(jì)這，假設(shè)保持 F、xFL /V。、q、D 不變，假設(shè)增加回流比 R ，則 xD，x，w在精餾塔設(shè)計(jì)中，假設(shè)F、xF、 x 、xDW及 R 肯定，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、

13、下降液體量 L；提餾段上升蒸氣量V，下降液體量 L。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L /V，提餾段液氣比L/V， x， x。Dw操作中的精餾塔保持 F、xFL /V。、 q、V 不變，假設(shè)釜液量W 增加，則 xD， x，w在連續(xù)精餾塔中，假設(shè)xF、x、R 、q、D / F 一樣，塔釜由直接蒸汽加熱改為間接蒸汽加熱，則所需D理論板數(shù) NT， x。w恒沸精流與萃取精餾的共同點(diǎn)是。兩者的主要區(qū)分是和。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)精餾塔分別后塔頂產(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

14、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)假設(shè)回流比 R 為 2，請(qǐng)分別求出精餾段、提餾段操作方程。用一常壓連續(xù)精餾塔分別苯甲苯混合液，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。每小時(shí)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(duì)甲苯的平均揮發(fā)度為 2.5，試求：餾出液和殘液量？R2R 小時(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？在常壓精餾塔內(nèi)分別某抱負(fù)二元混合物。進(jìn)料量為 100kmol/h，進(jìn)料組成為 x =0.5,F塔頂組成為 x =0.98均為摩爾分?jǐn)?shù)；進(jìn)料為

15、泡點(diǎn)進(jìn)料；塔頂承受全凝器，泡點(diǎn)回流，D操作回流比為最小回流比的 1.8 倍；在此題范圍內(nèi)氣液平衡方程為：y=0.6x+0.43，氣相默弗里效率 E =0.5。假設(shè)要求輕組分收率為 98%，試計(jì)算：1塔釜餾出液組成；2精mv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)精餾塔分別由組分 A、B 組成的抱負(fù)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，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？用一提餾塔分別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)

16、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其次層實(shí)際板下降的液相濃度。用一連續(xù)精餾塔在常壓下分別苯甲苯液體混和物。在全濃度范圍內(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。塔頂承受全凝器，泡點(diǎn)回流，回流比取為最小回流比的 1.5 倍，塔釜承受間接蒸汽加熱。求1塔底產(chǎn)品濃度；2精餾段操作線方程和提

17、餾段操作線方程；3從塔頂開頭數(shù)起，離開其次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)展常壓蒸餾，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)潔蒸餾微分蒸餾、連續(xù)蒸餾。在三種狀況下，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(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？=2.46。在常壓連續(xù)精餾塔中，分別苯甲苯混合液。原料液流量為 1000kmol/h，組成為含苯 0.48.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 0.006

18、67，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離開其次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，分別兩組分抱負(fù)溶液。原料液組成為0.5摩爾分率，下同飽和9.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(duì)揮發(fā)度為 3.0，試求：1提餾段操作線方程 2離開其次層理論板從塔頂往下數(shù)的氣相組成 y .2在常壓連續(xù)精餾塔中，分別兩份抱負(fù)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。

19、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離開其次層理論板從塔頂往下數(shù)的氣相組成 y 。2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。( xA 0.818yA 0.92 )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(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)24.某兩組分混合氣體，其組成y 0.6摩爾分率,通過局部冷凝將蒸汽量中的 3 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 y 0.46x 0.549(

20、 x 0.5085 ；y 0.783)5.在連續(xù)精餾塔中分別兩組分抱負(fù)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 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 )6.在常壓連續(xù)精餾塔中，分別含甲醇為 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。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.。7將含易揮發(fā)組分為 24%的原料參加

21、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。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用板式精餾塔在常壓下分別苯甲苯混合液，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

22、比值。0.928、0.021；精餾線 y=0.8x+0.1856、提餾線 y=1.534x-0.0112；R/R =1.4min在由一層理論板和塔釜組成的精餾塔中，每小時(shí)向塔釜參加苯甲苯混合液 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%，塔頂承受全凝器，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=83.0kmol/h, x =0.4385W用精餾分別某水溶液，水犯難揮發(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)參加塔中部，

23、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在連續(xù)精餾塔中分別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。假設(shè)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在常壓連續(xù)精餾塔中，分別兩組分抱負(fù)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

24、。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 y 2( y 1.385x 0.0193；0.786)在常壓連續(xù)精餾塔中，分別兩組分抱負(fù)溶液。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 )在連續(xù)精餾塔中分別兩組分抱負(fù)溶液。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

25、液體進(jìn)料；2飽和蒸汽進(jìn)料。(2.7； 4.79)在連續(xù)精餾塔中分別兩組分抱負(fù)溶液。物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為 3.0。塔頂承受全凝器。試驗(yàn)測(cè)得塔頂?shù)谝粚铀宓膯伟逍?Eml 為 0.6，且精餾段操作線方程為y=0.833x+0.15，試求離開塔頂其次層板的上升蒸汽組成 y2 (0.825)在連續(xù)精餾塔中分別苯甲苯混合液。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(duì)揮發(fā)度為2.5，塔頂承受全凝器，試求從塔頂往下數(shù)其次層理論板的上升蒸汽組成 y2 (0.899)試驗(yàn)測(cè)得常壓精餾塔在局部回流下，精餾

26、段某相鄰兩板的上升氣相組成分別為y 0.885, y 0.842 。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 0.95nn1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 )在一常壓連續(xù)精餾塔中分別由 A、B 組成的混合液。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出以下進(jìn)料狀況的精餾段操作線和提餾段操作線。 1q=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： y 0.75x 0.2075y 0.5x 1.5x

27、Fq=1/3)試求：1回流比；2餾出液組成；3q 值 (R=3 ； xD 0.83 ；在一常壓連續(xù)精餾塔中，分別苯甲苯混合液。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)， xD 0.95 ，第一塊塔板上的氣相單板效率 Emv 0.7 時(shí)，求其次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 xD 和 xw ；假設(shè) R 1.4Rmin ，求 R；寫出精餾段操作線方程式。(0.916 ； 0.9 ， 0.028； 1.7 ； yn1 0.638xn 0.32

28、6 )常壓連續(xù)精餾塔中，分別某雙組分抱負(fù)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，塔頂承受全凝器，塔底承受間接蒸汽加熱，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.塔頂其次塊理論板上下降的液相組成。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)展分別，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，

29、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)精餾塔中分別相對(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。塔頂承受全凝器，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?0.04，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)精餾塔中分別相對(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。塔頂承受全凝器，泡點(diǎn)回流，塔釜蒸汽間接加熱。要求 塔頂餾出液中含

30、苯 0.95，塔底釜?dú)堃褐泻?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。在常壓連續(xù)精餾塔中分別相對(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。塔頂承受全凝器，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?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。連續(xù)、常壓精餾塔中分別某混合液，要求塔頂產(chǎn)品組成為0.94,塔底

31、產(chǎn)品為 0.04摩爾分率，此塔進(jìn)料q 線方程為y=6x-1.5，承受回流比為最小回流比的 1.2 倍，混合液在此題條件下的相對(duì)揮發(fā)度為 2，求：1、精餾段操作線方程；2、假設(shè)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)、常壓精餾塔中分別某液態(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，塔頂承受全凝器，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，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x ；w 回流比R 及最小回流

32、比R ；min 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 1000 kmol/h，在一連續(xù)、常壓精餾塔中進(jìn)展分別。塔頂承受全凝器，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，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、塔頂其次塊理論板上升的蒸汽量V 及組成 y ；24、塔釜上一塊理論板下降的液體量L及組成x ；。m在一常壓連續(xù)精餾塔中分別某二元混合液，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

33、/3。塔頂承受全凝器，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。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？常壓連續(xù)精餾塔中，分別某雙組分抱負(fù)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，塔頂承受全凝器，塔頂承受間

34、接蒸汽加熱，求：塔頂、塔底產(chǎn)品流量，Kmol/h；回流比為最小回流比的倍數(shù)；精餾段上升蒸汽量和提餾段下降液體量，Kmol/h；塔頂其次塊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)展分別。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 y ” L”Wx ”xL” WL” Ww在連續(xù)精餾塔中分別兩組分抱負(fù)溶液，原料液流量為 100 kmol / h ，組成為 0.3易揮發(fā)組分摩爾流率，其精餾段和提餾段操

35、作線方程分別為y 0.714x 0.2571y 1.686x 0.03432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 。在常壓連續(xù)精餾塔中分別苯-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。在常壓連續(xù)精餾塔中分別苯-甲苯混合液，原料液的流量為 100，泡點(diǎn)下

36、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。假設(shè)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。用一連續(xù)精餾塔分別苯甲苯的混合液，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，塔頂承受全凝器，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

37、塔頂回流的液體量；離開塔頂其次層理論板的蒸汽組成；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 kmol / h ，在一連續(xù)精餾塔中進(jìn)展分別。塔頂承受全凝器，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。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V 及提餾段下降的液體量L。某分別苯甲苯的精餾塔進(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

38、藝要求時(shí)，塔頂塔底產(chǎn)品量各為多少？塔頂產(chǎn)品量能到達(dá) 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)，假設(shè)要滿足原來的產(chǎn)品濃度要求，可實(shí)行什么措施？做定性分析。分別苯甲苯的精餾塔有 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。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)展比較。用該塔將塔頂產(chǎn)品濃度提高到 0.99 是否可行？假設(shè)將塔頂產(chǎn)品濃度提高到 0.88，可實(shí)行何種措施？對(duì)其中較好的一種方案進(jìn)展定性和定量分析。當(dāng)塔頂產(chǎn)品濃度為

39、0.85 時(shí)，最小回流比為多少？假設(shè)塔頂冷凝水供給缺乏，回流比只能是最小回流比的 0.9 倍，該塔還能操作嗎？假設(shè)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)精餾塔分別苯甲苯的混合液，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，塔頂承受全凝器，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

40、流的液體量；離開塔頂其次層理論板的蒸汽組成；離開塔釜上一塊理論板的液相組成。精餾塔承受全凝器，用以分別苯和甲苯組成的抱負(fù)溶液，進(jìn)料狀態(tài)為汽液共存，兩相組成如下：x =0.5077，y =0.7201。FF假設(shè)塔頂產(chǎn)品組成x =0.99，塔底產(chǎn)品的組成為x =0.02，問最小回流比為多少？塔底產(chǎn)品的純度如DW何保證?進(jìn)料室的壓強(qiáng)和溫度如何確定。該進(jìn)料兩組份的相對(duì)揮發(fā)度為多少?(R =1.271，通過選擇適宜的回流比來保證；=2.49)min常壓連續(xù)操作的精餾塔來分別苯和甲苯混和液，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

41、數(shù))，苯甲苯系統(tǒng)在常壓下的相對(duì)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；R =1.227)min最小回流比與理論板數(shù)用一連續(xù)精餾塔分別苯甲苯混合液，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R 。及所需理論板數(shù)：(1)原料液溫度為 25；min(2)原料為汽液混合物，汽液比為3 ：4。苯甲苯系統(tǒng)在常壓下的相對(duì)揮發(fā)度為2.5。(R =1.257，N =10，第 5 塊加料；R=2.06，N =11，第 6 塊加料)minTminT物料恒算：1kmol/s

42、 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別，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。假設(shè)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。(x =1.40210-3， x =8.26710-4)DW操作線方程一連續(xù)精餾塔分別二元抱負(fù)混合溶液，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

43、液體，其組成為0.46。假設(shè)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-0.195)綜合計(jì)算：某一連續(xù)精餾塔分別一種二元抱負(fù)溶液，F(xiàn)=10kmol/s，x =0.5，q=0，x =0.95,x =0.1， (以上均為摩FDW爾分率)，系統(tǒng)的相對(duì)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：塔頂易揮發(fā)組分的回收率;塔釜的汽化量;其次塊理論板的液體組成(塔序由頂部算起) 。(=89.5；V=11.07kmol/s; x =0.843)2熱狀況參數(shù)與

44、能耗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，承受精餾操作對(duì)其進(jìn)展分別，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；預(yù)熱至泡點(diǎn)加料；預(yù)熱至飽和蒸汽加料。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)用一連續(xù)操作精餾塔在常壓分別苯甲苯混合液，原料含苯0.5摩爾分率，下同，塔頂餾處液含苯 0.99，塔頂

45、承受全凝器，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)料組成一樣.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)展分別，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。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、塔底釜?dú)堃毫髁?W 與組成；3、最小回流比；4、精餾段操作

46、線方程；5、提餾段操作線方程6、假設(shè)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，塔釜承受飽和蒸汽直接加熱。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、假設(shè)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=0.6，則該塔的最小回流比為多少？擬設(shè)計(jì)一常壓連續(xù)精餾塔以分別某易揮發(fā)組分為40%摩爾

47、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、完成分別任務(wù)所需的實(shí)際塔板數(shù)及實(shí)際加料板位置；2、假設(shè) F、xF、NP 不變，欲提高此物系易揮發(fā)組分的回收率，試定性說明可承受的措施有那些？22、用一連續(xù)精餾塔分別苯與甲苯混合液，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：、原料液中汽相與液相的組成；2、最

48、小回流比；3、假設(shè)塔頂承受全凝器，求從塔頂往下數(shù)其次塊理論板下降的液相組成。某一正在操作的連續(xù)精餾塔，有塔板 15 塊，塔頂為全凝器，用于分別苯-甲苯混合液，料忒中含苯 35%， 泡點(diǎn)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、如承受回流比R=4.3，求理論板數(shù)及全塔效率；3、假設(shè)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。某精餾塔用于分別苯-甲苯混合液，泡點(diǎn)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，承受回流比為最小回流比的 1.5 倍，操作條件下可取平均相對(duì)揮發(fā)

49、度為 2.4。1、塔頂、塔底的產(chǎn)品量；2、假設(shè)塔頂設(shè)全凝器，各塔板可視為理論板，求離開其次板的蒸汽和液體組成。有一二元抱負(fù)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(shí) 100kmol，塔頂、塔底產(chǎn)品量各為 50kmol/h，精餾段操作線方程為y=0.833x+0.15，塔釜用間接蒸汽加熱，塔頂承受全凝器，泡點(diǎn)回流。試求：1塔頂、塔底產(chǎn)品組成用摩爾分率表示全凝器中每小時(shí)冷凝蒸汽量；3蒸餾釜中每小時(shí)產(chǎn)生的蒸汽量；4假設(shè)全塔平均相對(duì)揮發(fā)度為 3.0，塔頂?shù)谝粔K板的液相莫弗里效率為0.6，求離開塔頂其次塊板的汽相組成。用一連續(xù)精餾塔分別二元抱負(fù)溶液，進(jìn)料量為1

50、00kmol/h，進(jìn)料組成為 0.4摩爾分率，下同，餾出液組成為 0.9，殘液組成為0.1，相對(duì)揮發(fā)度為2.5，飽和蒸汽進(jìn)料，塔頂冷凝器為全凝器，塔釜間接蒸汽加熱。試求：1餾出液及殘液量；2最小回流比；3操作回流比為 3 時(shí)，塔釜每小時(shí)產(chǎn)生的蒸汽量為多少？4塔釜上一塊理論板液相組成為多少？5計(jì)算第3問時(shí)做了什么假定？用一連續(xù)精餾塔分別二元抱負(fù)溶液，進(jìn)料量為100kmol/h，進(jìn)料組成為 0.5摩爾分率，下同，餾出液組成為 0.95，殘液組成為0.0.05，相對(duì)揮發(fā)度為2.5，泡點(diǎn)進(jìn)料，塔頂冷凝器為全凝器，塔釜間接蒸汽加熱。操作回流比為1.61，求：1餾出液及殘液量；2提餾段上升蒸汽量；3提餾段

51、操作線方程；4最小回流比。用一連續(xù)精餾塔分別苯與甲苯混合液，原料液中含苯 0.44，塔頂餾出液中含苯 0.96以上均為摩爾分率，原料液為汽液混合進(jìn)料，其中周期占 1/2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 1.5 倍，試求：1、原料液中汽相與液相的組成；2離開塔頂其次塊板的汽相組成；用一連續(xù)精餾塔分別二元抱負(fù)溶液，進(jìn)料量為 10kmol/h，進(jìn)料組成為 0.4摩爾分率，下同，餾出液組成為 0.6，易揮發(fā)組成的回收率為90%，相對(duì)揮發(fā)度為2.0，飽和蒸汽進(jìn)料，回流比為最小回流比的 2 倍。塔頂冷凝器為全凝器，塔釜間接蒸汽加熱。試求：1餾出液及殘液量；2最小回流比；第一

52、塊塔板下降的液體組成為多少？4精餾段上升的蒸汽量與提餾段下降的液體量各為多少？用一連續(xù)精餾塔分別苯與甲苯混合液，泡點(diǎn)進(jìn)料，塔頂餾出量為 75kmol/h絕壓，查得此壓強(qiáng)下水蒸氣的汽化潛熱為 511kcal/kmol，在塔釜溫度下釜液的汽化潛熱為 10000kcal/kmol，精餾段操作線方程為y=0.72x+0.25。試求：1加熱蒸汽消耗量；2離開塔頂其次層理論板的蒸汽組成。其次章 吸取一、選擇題吸取操作的依據(jù)是 B 。.揮發(fā)度差異 .溶解度差異 .溫度差異 .密度差異在逆流吸取塔中，增加吸取劑用量，而混合氣體的處理量不變，則該吸取塔中操作線方程的斜率會(huì)A。A.增大B.減小C.不變D.不能確定

53、在吸取系數(shù)的準(zhǔn)數(shù)關(guān)聯(lián)式中，反映物性影響的準(zhǔn)數(shù)是BA.ShB.ReC.CaD.Sc SO 水溶液在三種溫度 t 、t 、t下的亨利系數(shù)分別為 =0.35kPa、E =1.1kPa、2E =0.65kPa 則A 312312A.t tC.t t12323112在吸取塔中，隨著溶劑溫度上升，氣體在溶劑中的溶解度將會(huì)C。A.增加B.不變C.減小D.不能確定下述說明中正確的選項(xiàng)是D。用水吸取氨屬液膜把握常壓下用水吸取二氧化碳屬難溶氣體的吸取，為氣膜阻力把握C.用水吸取氧屬難溶氣體的吸取，為氣膜阻力把握D.用水吸取二氧化硫?yàn)榫哂兄械热芙舛鹊臍怏w吸取，氣膜阻力和液膜阻力都不行無視下述說法錯(cuò)誤的選項(xiàng)是B。A.

54、溶解度系數(shù)很大，為易溶氣體B.亨利系數(shù)值很大，為易溶氣體C.亨利系數(shù)值很大，犯難溶氣體D.相平衡系數(shù)m值很大，犯難溶氣體集中系數(shù)D是物質(zhì)重要的物理性質(zhì)之一， 以下各因數(shù)或物理量與集中系數(shù)無關(guān)的是(D)。A.集中質(zhì)和集中介質(zhì)的種類B.體系的溫度C.體系的壓力D.集中面積吸取塔的操作線是直線，主要基于如下緣由 D。A 物理吸取 B化學(xué)吸取C高濃度物理吸取D低濃度物理吸取吸取操作的作用是分別 A。A 氣體混合物 B液體混合物C互不相溶的液體混合物D氣液混合物通常所爭(zhēng)辯的吸取操作中，當(dāng)吸取劑用量趨于最小用量時(shí)，則以下那種狀況正確 D ?；厥章授呄蜃罡連. 吸取推動(dòng)力趨向最大C. 操作最為經(jīng)濟(jì)D. 填料

55、層高度趨向無窮大依據(jù)雙膜理論，吸取質(zhì)從氣相主體轉(zhuǎn)移到液相主體整個(gè)過程的阻力可歸結(jié)為 C 。兩相界面存在的阻力B. 氣液兩相主體中的集中的阻力C. 氣液兩相滯流層中分子集中的阻力 D .氣相主體的渦流集中阻力依據(jù)雙膜理論，當(dāng)被吸取組分在液體中溶解度很小時(shí)，以液相濃度表示得傳質(zhì)總系數(shù) K(B)大于液相傳質(zhì)分系數(shù) kLL近似等于液相傳質(zhì)分系數(shù) kL大于氣相傳質(zhì)分系數(shù)kG近似等于氣相傳質(zhì)分系數(shù)kG對(duì)某一汽液平衡物系，在總壓肯定時(shí)，溫度上升，則亨利系數(shù) B .變小 .增大.不變.不確定吸取是分別A混合物的化工單元操作，其分別依據(jù)是利用混合物中各組分E的差異。完善.整理.專業(yè)資料共享A、氣體B、液體C、固

56、體 D、揮發(fā)度 E、溶解度 F、溫度為使吸取過程易于進(jìn)展，實(shí)行的措施是(B)。A加壓升溫B加壓降溫C減壓升溫D減壓降溫吸取速率方程式中各吸取系數(shù)之間的關(guān)系是A。A K -1G= k -1G+H k -1LBK -1G= H k -1G+ k -1LCK -1G= k -1G+m k -1LDK -1G= m k -1G+k -1L依據(jù)雙膜理論，在氣液接觸界面處D。Ap= c iBp ciiiCp cD p= c /Hiiii物質(zhì)在空氣中的分子集中系數(shù)隨壓強(qiáng)的增大而 C，隨溫度的上升而 A。A增大B不變C減小D無法推斷依據(jù)雙膜理論，在氣液接觸界面處 D。A、氣相組成小于液相組成 B、氣相組成大于

57、液相組成C、氣相組成等于液相組成 D、氣相組成與液相組成平衡為使操作向有利于吸取的方向進(jìn)展，實(shí)行的措施是 C 。A、加壓和升溫B、減壓和升溫C、加壓和降溫D、減壓和降溫對(duì)難溶氣體的吸取過程，傳質(zhì)阻力主要集中于 B。A、氣相一側(cè) B、液相一側(cè) C、氣液相界面處 D、無法推斷在吸取過程中， C 將使體系的相平衡常數(shù)m 減小。 A、加壓和升溫B、減壓和升溫C、加壓和降溫D、減壓和降溫對(duì)易溶氣體的吸取過程，傳質(zhì)阻力主要集中于 A。A、氣相一側(cè) B、液相一側(cè) C、氣液相界面處 D、無法推斷試驗(yàn)室用水吸取空氣中的二氧化碳，根本屬于B吸取把握，其氣膜阻力B液膜阻力。汽膜 B液膜 C共同作用 D無法確定 (A

58、) 大于(B) 小于(C) 等于(D)無法確定在雙組分抱負(fù)氣體混合物中，組分A 的集中系數(shù)是C。A.組分A 的物質(zhì)屬性B.組分 B 的物質(zhì)屬性 C.系統(tǒng)的物質(zhì)屬性 D.僅取決于系統(tǒng)的狀態(tài)含低濃度溶質(zhì)的氣液平衡系統(tǒng)中，溶質(zhì)在氣相中的摩爾組成與其在液相中的摩爾組成的差值為D 。A.負(fù)值B.正值C.零D.不確定某吸取過程，氣膜吸取系數(shù) kY 為 2kmol/m2.h，液膜吸取系數(shù) kX 為 4 kmol/m2.h，由此推斷該過程為 D 。A.氣膜把握B.液膜把握.C.不能確定D.雙膜把握含低濃度溶質(zhì)的氣體在逆流吸取塔中進(jìn)展吸取操作，假設(shè)進(jìn)塔氣體的流量增大，其他操作條件不變，則對(duì)于氣膜把握系統(tǒng)，其出塔

59、氣相組成將A。完善.整理.專業(yè)資料共享A.增加B.減小C.不變D.不確定含低濃度溶質(zhì)的氣體在逆流吸取塔中進(jìn)展吸取操作，假設(shè)進(jìn)塔液體的流量增大，其他操作條件不變，則對(duì)于氣膜把握系統(tǒng)，起出塔氣相組成將B。A.增加B.減小C.不變D.不確定在吸取操作中，吸取塔某一截面上的總推動(dòng)力以氣相組成表示為A。A，Y-Y*B.Y*-YC.Y-YiD.Y -Yi在逆流吸取塔中，吸取過程為氣膜把握，假設(shè)將進(jìn)塔液相組成X 增大，其它操作條件不變，則氣相總傳2質(zhì)單元數(shù)N 將C，氣相出口濃度將A。OG增加B.減小C.不變D.不確定在逆流吸取塔中當(dāng)吸取因數(shù)A1，且填料層高度為無限高時(shí)，則氣液平衡消滅在 C 。塔頂B 塔上部

60、C.塔底D.塔下部在逆流吸取塔中，用純?nèi)軇┪』旌蠚庵械娜苜|(zhì)，平衡關(guān)系符合亨利定律。當(dāng)將進(jìn)塔氣體組成 Y 增大，1其他操作條件不變，則出塔氣相組成Y 將 A ，吸取率。2增加B.減小C.不變D.不確定二、填空題在吸取單元操作中， 計(jì)算傳質(zhì)單元數(shù)的方法很多，其中，承受對(duì)數(shù)平均推動(dòng)力法計(jì)算總傳質(zhì)單元數(shù)法的前提條件是。吸取操作是吸取質(zhì)從轉(zhuǎn)移到的傳質(zhì)過程。 在吸取操作中壓力 ，溫度將有利于吸取過程的進(jìn)展。吸取是指的化工單元操作。當(dāng)氣體處理量及初、終濃度已被確定，假設(shè)削減吸取劑用量，操作線的斜率將，其結(jié)果是使出塔吸取液的濃度， 而吸取推動(dòng)力相應(yīng)。用亨利系數(shù) E 表達(dá)的亨利定律表達(dá)式為.在常壓下,20時(shí),