.已知精儲塔塔頂?shù)谝粚永碚摪迳系囊合嗯蔹c溫度為t1,與之平衡的氣相露點溫度為t2,而該塔塔底某理論板上的液相泡點溫度為t3,與之平衡的氣相露點溫度為t4,則這四個溫的大小順序是①ti>t2>t3>t4②ti<t2<13Vt4③ti<2>t3=t4④ti=t2<t3=t4.設(shè)計精儲塔時，若F、xf、xd、xw均為定值，將進料熱狀況從q=1變?yōu)閝>1,但回流比取值相同，則所需理論塔板數(shù)將,塔頂冷凝器熱負(fù)荷,塔釜再沸器熱負(fù)荷。①變大，②變小，③不變，④不一定.連續(xù)精儲塔操作時，若減少塔釜加熱蒸汽量，而保持儲出量D和進料狀況（F,xf,q）不變時，則L/V,L'/V'xd,xw。①變大，②變小，③不變，④不一定.精儲塔操作時，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。①變大，②變小，③不變，④不一定.操作中的精儲塔，保持F,xf,q,D不變，若采用的回流比R<Rmin,則xD,xw。①變大，②變小，③不變，④不一定.用精儲方法將A、B分離，Nt=8,當(dāng)xf=0.4時，塔頂產(chǎn)品是,塔底是。當(dāng)xf=0.8時，塔頂產(chǎn)品是。塔底是。（A或B或AB）.某精儲塔，進料量為100kmol/h,xf=0.6,要求得到塔頂xd不小于0.9,則塔頂最大產(chǎn)量為。（塔高不受限制）①60kmol/h;②66.7kmol/h;③90kmol/h;④不能定.精儲塔操作時，若操作從最佳位置上移二塊，則xD_oxw__。（卡J、=、）XDj,Xw1.某連續(xù)精儲塔，進料狀態(tài)q=1,D/F=0.5,xf=0.4,回流比R=2,且知，提儲段操作線方程的截距為零。則提儲段操作線斜率L'/V'=;儲出液組成xD=。.精儲塔操作時，保持F,xf,q,R不變，增加塔底排液量W,則xd,L/V,L'/V'xw。（1）變?。?）變大（3）不變（4）不確定.某操作中的精儲塔，維持F、q、Xd、、V'不變，但Xf增大，則D,R。（1）變小；（2）變大；（3）不變；（4）不確定.全回流時，y-x圖上精儲段操作線的位置DoA.在對角線之上B.在對角線與平衡線之間C.在對角線之下D.與對角線重合填空題1.簡單蒸儲與平衡蒸儲的主要區(qū)別是,簡單蒸儲與間歇精儲的主要區(qū)別是。2.某泡點進料的連續(xù)精儲塔，已知其操作線方程分別為y=0.80x+0.172和y=1.2x-0.017,則回流比R=，儲出液組成xd=,釜液組成xw=。.若某精微塔的回流比為R,塔頂輕組分的摩爾分率為xd,則該塔的精儲段操作線方程為.精微過程的操作線為直線，主要基于假設(shè)。.在精儲操作中，已知回流比為R,塔頂、塔底產(chǎn)品濃度分別為xd、xw原料組成為xf,泡點進料，試作出精儲段和提儲段的操作線。.精微塔中恒摩爾流假設(shè)，主要依據(jù)是各組分的,但精儲段與提儲的摩爾流量由于影響而不一定相等。.溶液的相對揮發(fā)度等于兩組份,a＞則表示組分A和B,a=則表示組分A和B。.當(dāng)某塔板上時，該塔板稱為理論塔板。.精儲過程的回流比是指,最小回流比是指。.在設(shè)計連續(xù)操作的精儲塔時，如保持xF,D/F,xD,R一定，進料熱狀態(tài)和選用的操作氣速也一定，則增大進料量將使塔徑,而所需的理論板數(shù)。.塔設(shè)計中求取精儲理論板時，以過兩操作線交點的那塊板作為最佳加料板位置時，所需理論數(shù)量最少，其原因是。.精儲塔操作時，若加料板由最佳位置上移兩板，則XD,xw。11)變小(2)變大(3)不變(4)不確定.某操作中的精儲塔，維持F、q、Xd、、V'不變，但xf增大，則D,R。(1)變小(2)變大(3)不變(4)不確定.精儲塔內(nèi)，氣液兩相的流動，液體靠自上而下地流動，氣體靠自下而上地與液體成逆流流動。重力、壓力差.全回流時，操作線與重合，操作線方程為，理論塔板數(shù)為.當(dāng)回流比減少到稱為最小回流比，所需的理論塔板數(shù).適宜的回流比應(yīng)通過確7E°對角線y=x、最小、兩操作線的交到相平衡線時、無限多、經(jīng)濟核算。.yx相平衡曲線上各點的溫度是。不等的.當(dāng)增大操作壓強時，精微過程中物系的相對揮發(fā)度，塔頂溫度，塔釜溫度。減少、增加、增加。.精儲塔設(shè)計時，若工藝要求一定，減少需要的理論板數(shù)，回流比應(yīng)，蒸儲釜中所需的加熱蒸汽消耗量應(yīng)，所需塔徑應(yīng)操作費和設(shè)備費的總設(shè)資將是增大、增大、增大、急速下降至一最低點后又上升.混合液兩組分的相對揮發(fā)度愈小，則表明用蒸儲方法分離該混合液愈.塔設(shè)計中求取精儲理論板時，以過兩操作線交點的那塊板作為最佳加料板位置時，所需理論數(shù)量最少，其原因是。.精儲塔操作時，若加料板由最佳位置上移兩板，則xd,xwo(1)變小(2)變大(3)不變(4)不確定.某連續(xù)精儲塔，進料狀態(tài)q=1,D/F=0.5,xf=0.4,回流比R=2,且知，提儲段操作線方程的截距為零。則提儲段操作線斜率L'/V'=;儲出液組成xd=。.在設(shè)計連續(xù)精儲塔時，欲保持儲出液組成xd和易揮發(fā)組分的回收率不變，試定性判斷分別改變?nèi)缦虏僮鲄?shù)(其它參數(shù)不變)時所需的理論板數(shù)將如何變化：(1)加大回流比R,;(2)提高操作壓強P,;(3)提高加料溫度tF,;(4)增加生產(chǎn)能力30%(仍能正常操作)，。.精儲塔操作時，保持F,xf,q,R不變，增加塔底排液量W,則xD,L/V,L'/V'xw。(1)變小(2)變大(3)不變(4)不確定.在精儲塔的一層理論板上，離開塔板的氣相的露點溫度與液相的泡點溫度的關(guān)系為。.從塔板水力學(xué)性能的角度來看，引起塔板效率不變的原因，可能是,和等現(xiàn)象。.塔板結(jié)構(gòu)設(shè)計時，溢流堰長度Lw應(yīng)當(dāng)適當(dāng)，過長則會,過短則會。.用板式精儲塔在常壓下分離苯-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2.45,進料為100kmol/h、組成為0.4(摩爾分率)的飽和液體(泡點進料)，回流比為1.5,塔頂儲出液中苯的回收率為0.95,塔釜采出液中甲苯的回收率為0.95,求：①塔頂儲出液及塔釜采出液的組成；②精儲段及提儲段操作線方程；③回流比與最小回流比的比值。.在連續(xù)操作的精微塔中分離苯—甲苯溶液。塔釜間接蒸汽加熱。塔頂全凝器，泡點回流。進料中含苯35%(mol%,下同)，進料量為100kmol/h,以飽和蒸汽狀態(tài)進入塔中部。塔頂儲出液量為40kmol/h。系統(tǒng)的相對揮發(fā)度為2.5,且知精儲操作線方程為y=0.8x+0.16。試求：(1)提儲段操作線方程，(2)若塔頂?shù)谝粔K板下降的液相中含苯70%,求該板以氣相組成表示的板效率Emvo(3)若塔釜停止供應(yīng)蒸汽，保持回流比不變，當(dāng)塔板數(shù)無限多時，塔底殘液的濃度為多少？.某精儲塔在常壓下分離某雙組分混合液，該塔的精儲段和提儲段方程分別為y=0.723x+0.263和y'=0.723-0.0188,每小時送入塔內(nèi)75kmol的混合液，進料為q=1.2的冷液，試求精儲段和提儲段上升的蒸汽量為多少kmol/h?進料組成xf為多少？.某連續(xù)精儲塔將組成xf=0.42的雙組分混合液分離為xd=0.8,xw=0.02(均為mol分率，泡點加料，F(xiàn)=0.001kmol/s,組分汽化熱均為2000kJ/kmol,系統(tǒng)的a=2.聯(lián)以下兩種不同加料方式下的回流比及塔釜耗熱量：(該塔的板數(shù)很多，可設(shè)Ne=8)。.塔中部適當(dāng)位置加料.塔頂?shù)谝粔K板加料解：Xf=0.42,xD=0.8,xW=0.02,q=1,F=0.001kmol/s,丫=2000KJ/Kmol,a=2.51)Ne=8：回流比R=RminXf=0.42Yf=2.5*0.42/(1+1.5*0.42)=0.6442R=Rmin=(XD-Yf)/(Yf-Xf)=(0.8-0.6442)/(0.6442-0.42)=0.6952V=V'=L+D=(1+R)D=(1.6952)DFxf=DxD+(F-D)XWD=F(Xf-XW)/(XD-XW)=0.001X(0.42-0.02)/)(0.8-0.02)=5.128*10-4Qb=V'丫=1.6592*5.128*1O4*2000=1.739KJ/SxD=0.8yD=0.8X1=y/(4力)y)=0.8/(2.5-1.5x0.8)=0.6154操作線斜率k=(0.8-0.02)/(0.6154-0.02)=1.31V'=D+LL'=F+L操作線斜率L'/V'=(F+L)/(D+L)=1.31R=L/D(F+RD)/((1+R)D)=1.31F/D-R/(1+R)=1.95+R/(1+R)=1.31R=2.0645Q=Vr=(1+R)D*r=3.0645處.12810-4)2000=3.143KJ/S2%,塔頂儲5.每小時將15000kg含苯40%（質(zhì)量％,下同）和甲苯60%的溶液，在連續(xù)精儲塔中進行分離，要求釜殘液中含苯不高于出液中苯的回收率為97.1%2%,塔頂儲解：苯的分子量為78;甲苯的分子量為92。進料組成:9殘液組成X”逐反二°。235原料液的平均分子量：1''''':依題意知：'所以：%）=0?97卜175工044⑶全塔物料衡算口+*=尸=1乃（b）或WjO.0235版f0.44⑷

聯(lián)立式a、b、c,解得：D=80.0上班H仍次=95,0上跳加/而工工=0.9356.氯仿和四氯化碳的混合液在一連續(xù)精儲塔中進行分離。要求儲出液中氯仿的組成為0.95(摩爾分率)，儲出液流量50Kg/h。塔頂為全凝器。平均相對揮發(fā)度1.6?；亓鞅萊=2,求：(1)第一塊塔板下降的液體組成x1;(2)精儲段各板上升蒸汽V及下降液體Lo解氯仿和四氯化碳混合液可認(rèn)為是理想溶液o(1)塔頂為全凝器，y10.95根據(jù)理論板的概念,x1(1)x0.951.6xi根據(jù)理論板的概念,x1(1)x0.951.6xi1(1.61)XiXi0.92(2)V(R1)D(21)50150Kg/h根據(jù)恒摩爾流的假定，各板上升的蒸汽摩爾流量相等，并非質(zhì)量流量相等，因此，需將此值轉(zhuǎn)化為摩爾值。氯仿的摩爾質(zhì)量M=119.35kg/kmol四氯化碳的摩爾質(zhì)量塔頂蒸汽的平均摩爾質(zhì)量M0.95119.350.05150根據(jù)恒摩爾流的假定，各板上升的蒸汽摩爾流量相等，并非質(zhì)量流量相等，因此，需將此值轉(zhuǎn)化為摩爾值。氯仿的摩爾質(zhì)量M=119.35kg/kmol四氯化碳的摩爾質(zhì)量塔頂蒸汽的平均摩爾質(zhì)量M0.95119.350.05150V1.24kmol/hLRD250121.1100L0.826kmol/h121.17.分離例6-1中的溶液時，若進料為飽和液體，選用的回流比值。M=153.8kg/kmol153.8121.1kg/kmol100kg/h五二之°,試求提儲段操作線方程式，并說明操作線的斜率和截距的數(shù)解：由例6-4知:工愀=0.0235,0=前口相劃/癡=免.0上陽鄧尸=175癡創(chuàng)心而」"'''''■因泡點進料，故：將以上數(shù)值代入下式，即可求得提儲段操作線方程式:L+辛FtWL+qF-W顯-上+gF-7%+i160+1x175160+175-55%+i160+1x175160+175-55x00235160+175-95千只d=冏：-。0093該操作線的斜率為1.4,在y軸上的截距為-0.0093o由計算結(jié)果可看出，本題提儲段操作線的截距值是很小的，而一般情況下也是如此8.在連續(xù)精微塔中分離兩組分理想溶液。已知操作回流比R為3,儲出液的組成為0.95（易揮發(fā)組分的摩爾分率），塔頂采用全凝器。該物系在本題所涉及的濃度范圍內(nèi)氣液平衡方程為0.42x0.58o試求精儲段內(nèi)離開第二層理論板（從塔頂往下計）的氣液相組成。解：yn1RXnR1XD0.950.75xn0.238yiXd0.95yi0.42xi0.580.95Xi0.881丫20.75x10.2380.899丫20.8990.42x20.58x20.769.在常壓連續(xù)精儲塔中分離苯-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）儲出液組成為含苯0.9,苯在塔頂?shù)幕厥章蕿?0%,泡點進料（q=1）,回流比為最小回流比的1.5倍，物系的平均相對揮發(fā)度為2.5。試求：（1）精儲段操作線方程;（2）提儲段操作線方程。解:吐0.9FXf0.9Fxf0.910000.4400kmol/hW=F-D=1000-400=600kmol/hFxFDx