朽木易折，金石可鏤。千里之行，始于足下。第頁(yè)/共頁(yè)化工原理試題庫(kù)（下冊(cè)）第一章蒸餾挑選題當(dāng)二組分液體混合物的相對(duì)揮發(fā)度為（）時(shí)，不能用普通精餾主意分離。A.3.0B.2.0C.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.不能決定在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)矩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(xDxD)D(0,xD/(R+1))二元溶液的延續(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(duì)揮發(fā)度愈小，則表明用蒸餾主意分離該混合液愈（）。A容易；B艱難；C徹低；D不徹低設(shè)計(jì)精餾塔時(shí)，若Ｆ、xF、xD、xW均為定值，將進(jìn)料熱烈況從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（）。A變大，B變小，C不變，D不一定延續(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)料情況（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。A在精餾段每層塔板升高蒸汽的摩爾流量相等B在精餾段每層塔板升高蒸汽的質(zhì)量流量相等C在精餾段每層塔板升高蒸汽的體積流量相等D在精餾段每層塔板升高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。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。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。Ayn=xnByn-1=xnCyn+1=xnDyn+1=xn+1精餾是分離（）混合物的化工單元操作，其分離根據(jù)是利用混合物中各組分（）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（）相等。A、升高蒸汽的摩爾流量B、升高蒸汽的質(zhì)量流量C、升高蒸汽的體積流量D、升高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（）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（）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（）。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（）。D.不能判斷兩組分物系的相對(duì)揮發(fā)度越小，則表示該物系（）。A.容易B.艱難C.徹低D.不徹低精餾塔的操作線是直線，其緣故是（）。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.6.67kmol/hB.6kmol/hC.9kmol/hD.不能決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（）。A.B.C.D.不決定在原料量和組成相同的條件下，用容易蒸餾所得氣相組成為，用平衡蒸餾得氣相組成為，若兩種蒸餾主意所得氣相量相同，則（）。A.>B.=C.<D.不能決定在精餾塔的圖解計(jì)算中,若進(jìn)料熱烈況變化,將使()。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().A.不能操作B.、均增強(qiáng)C.、均不變D.減小、增強(qiáng)操作中的精餾塔，若保持、、、不變，減小，則（）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)料熱烈況不變，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（）。A.16層B.12層C.14層D.無法決定在常壓下苯的沸點(diǎn)為80.1℃，環(huán)己烷的沸點(diǎn)為80.73A.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)料熱烈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（），提餾段斜率（），精餾段下降液體量（），提餾段下降液體量（）。A.增大B.減小C.不變D.無法判斷若延續(xù)精餾過程的進(jìn)料熱烈況參數(shù)q=1/3，則其中氣相與液相的摩爾數(shù)之比為（）。A.1/2B.1/3C.2D.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（）A.多B.少C.相等D.無法判斷某精餾塔內(nèi)，進(jìn)料熱烈況參數(shù)為1.65，由此可判定物料以（）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，則表示物系分離的越（）A.容易B.艱難C.徹低D.不徹低二元溶液延續(xù)精餾計(jì)算中，進(jìn)料熱烈況的變化將引起以下線的變化：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線二、填空題某延續(xù)精餾塔中，若精餾段操作線的截距為零，則餾出液流量為__________。當(dāng)分離要求和回流比一定時(shí)，__________進(jìn)料的q值最小，此時(shí)分離所需的理論塔板數(shù)__________。蒸餾是指__________________________________的化工單元操作。在精餾塔實(shí)驗(yàn)中，當(dāng)決定工作完成之后，開始操作時(shí)的第一項(xiàng)工作應(yīng)該是__________________________________。實(shí)現(xiàn)精餾操作的須要條件是_______________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)，若將塔釜由本來間接蒸汽加熱改為直接蒸汽加熱，而保持x(F)，D／F，ｑ，Rx(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_______。在惟獨(dú)一股進(jìn)料無側(cè)線出料的延續(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，若提餾段升高蒸汽量V增強(qiáng)，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，其緣故之一是__________________________，緣故之二是_____________________。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)的總和將展示________變化過程。恒沸精餾與萃取精餾主要針對(duì)________的物系，采取參加第三組分的主意以改變?cè)锵档腳_______。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=。容易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)料熱烈況參數(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)用展示__________________________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離為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。精餾操作的根據(jù)是。實(shí)現(xiàn)精餾操作的須要條件是和。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(duì)揮發(fā)度α表達(dá)的氣液平衡方程可寫為。按照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(duì)揮發(fā)度，塔頂溫度，塔釜溫度，從平衡角度分析對(duì)該分離過程。某兩組分體系，相對(duì)揮發(fā)度α=3，在全回流條件下舉行精餾操作，對(duì)第n、n+1兩層理論板（從塔頂往下計(jì)），若已知?jiǎng)t。全回流操作通常適用于或。精餾和蒸餾的區(qū)別在于；平衡蒸餾和容易蒸餾的主要區(qū)別在于。精餾塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度，其緣故是和。在總壓為101.33kPa，溫度為85℃下，苯和甲苯的飽和蒸氣壓分離為則相對(duì)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，相宜回流比通常取為Rmin。精餾塔進(jìn)料可能有種不同的熱烈況，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)料熱烈況q值為。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，若增強(qiáng)回流比，則，，。在精餾塔設(shè)計(jì)中，若、及一定，進(jìn)料由本來的飽和蒸氣改為飽和液體，則所需理論板數(shù)。精餾段升高蒸氣量、下降液體量；提餾段升高蒸氣量，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，若釜液量增強(qiáng)，則，，。在延續(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)延續(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)滿意恒摩爾流假設(shè)，試計(jì)算：(1)塔頂產(chǎn)品的采出率D/F為多少？（4分）；(2)倘若回流比R為2，請(qǐng)分離求出精餾段、提餾段操作方程。用一常壓延續(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(duì)甲苯的平均揮發(fā)度為2.5，試求：⑴餾出液和殘液量？⑵R＝2Rmin時(shí)的操作回流比？⑶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。用一延續(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)料熱烈況q為0.6，最小回流比為1.50，試求相對(duì)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％，塔頂蒸汽所有冷凝成液體產(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。用一延續(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(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)）。苯、甲苯兩組分混合物舉行常壓蒸餾，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)用以下三種主意操作：延續(xù)平衡蒸餾、容易蒸餾（微分蒸餾）、延續(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(duì)每種主意進(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。在常壓延續(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y2在常壓延續(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）飽和藹體進(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）離開第二層理論板（從塔頂往下數(shù)）的氣相組成y2.在常壓延續(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。試計(jì)算壓力為101.33KPa，溫度為時(shí)84℃，苯-甲苯物系平衡時(shí)，苯與甲苯在液相和藹相中的組成。()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(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)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(；)在延續(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離為和試求精餾段及提餾段的升高蒸汽量。()在常壓延續(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%的原料參加一延續(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）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。（0.928、0.021；精餾線y=0.8x+0.1856、提餾線y=1.534x-0.0112；R/Rmin=1.4）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Ｄ，塔釜排出液量Ｗ及濃度xw。（D=17.0kmol/h,W=83.0kmol/h,xW=0.4385）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)參加塔中部，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）在延續(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）在常壓延續(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)在常壓延續(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)在延續(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(duì)揮發(fā)度為2.0，試求以下兩種進(jìn)料情況下的操作回流比（1）飽和液體進(jìn)料；（2）飽和蒸汽進(jìn)料。(2.7；4.79)在延續(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哒羝M成(0.825)在延續(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(duì)揮發(fā)度為2.5，塔頂采用全凝器，試求從塔頂往下數(shù)第二層理論板的升高蒸汽組成(0.899)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升高氣相組成分離為。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)在一常壓延續(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。在一常壓延續(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)在一常壓延續(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)，求第二塊塔板升高蒸汽組成；（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。(0.916；0.9，0.028；1.7；)常壓延續(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.精餾段升高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，在延續(xù)精餾塔中舉行分離，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。在常壓延續(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。在常壓延續(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、提餾段升高蒸汽流量及其下降液體流量、塔頂苯的回收率。在常壓延續(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、提餾段升高蒸汽流量及其下降液體流量、塔頂苯的回收率。延續(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(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。在一延續(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(duì)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，在一延續(xù)、常壓精餾塔中舉行分離。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理論板升高的蒸汽量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；。在一常壓延續(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(duì)揮發(fā)度α為2.5，提餾段內(nèi)升高蒸汽的空塔氣速為2m/s，蒸汽的平均分子量為79.1，平均密度1.01kg/m3。試求：⒈塔頂餾出液中輕組分的流量？⒉從塔頂向下第2塊理論板升高的氣相組成？⒊提餾段操作線方程？⒋提餾段塔徑？常壓延續(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）精餾段升高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。在延續(xù)精餾塔中，將含苯0.5（摩爾分率）的笨、甲苯混合液舉行分離。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。（提醒：提餾段操作線方程為）在延續(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離為（1）（2）試求：（1）塔頂流出液流量和精餾段下降液體流量（）；（2）進(jìn)料熱烈況參數(shù)。在常壓延續(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，試分離求以下三種進(jìn)料熱烈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；飽和藹體。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.在常壓延續(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%，試分離求出泡點(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。用一延續(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。苯和甲苯的混合物，其中含苯0.4（摩爾分率，下同），流量為1000，在一延續(xù)精餾塔中舉行分離。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α為2.5。求：塔頂流出液流量D；塔釜?dú)堃毫髁縒；精餾段升高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)滿意以上工藝要求時(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)，若要滿意本來的產(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(duì)幾種解法舉行比較。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)其中較好的一種計(jì)劃舉行定性和定量分析。3、當(dāng)塔頂產(chǎn)品濃度為0.85時(shí)，最小回流比為多少？4、若塔頂冷凝水供養(yǎng)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、若因回流管道阻塞或回流泵損壞，時(shí)回流比為0，此時(shí)塔頂及塔釜的組成和流量分離為多少？（設(shè)塔板效率不下降）。用一延續(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。(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)和溫度如何決定。(3)該進(jìn)料兩組份的相對(duì)揮發(fā)度為多少?(Rmin=1.271，通過挑選合適的回流比來保證；=2.49)．常壓延續(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)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)用一延續(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)料情況下最小回流比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—(Rmin=1.257，NT=10，第5塊加料；Rmin=2.06，NT=11，第6塊加料)物料恒算：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。(xD=1.40210-3，xW=8.26710-4)操作線方程一延續(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、液相組成分離為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。(精餾段3y=2x+0.95；提餾段3y=4.5x-0.195)綜合計(jì)算：某一延續(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=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)。(=89.5％；V’=11.07kmol/s;x2=0.843)熱烈況參數(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20℃，采用精餾操作對(duì)其舉行分離，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℃(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℃(977.1kW；1110.6kW；l694.7kW)用一延續(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)舉行分離，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)先按如下流程安頓（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θ，kmol/h，組成xθ=0.6，則該塔的最小回流比為多少？擬設(shè)計(jì)一常壓延續(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？22、用一延續(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。某一正在操作的延續(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(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）、如采用回流比R=4.3，求理論板數(shù)及全塔效率；（3）、倘若單板效率等于全塔效率，求提餾段最下一塊板升高蒸汽組成。某精餾塔用于分離苯-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離為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(duì)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。有一二元理想溶液，在延續(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，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）（2）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）若全塔平均相對(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?shù)诙K板的汽相組成。用一延續(xù)精餾塔分離二元理想溶液，進(jìn)料量為100kmol/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？用一延續(xù)精餾塔分離二元理想溶液，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）提餾段升高蒸汽量；（3）提餾段操作線方程；（4）最小回流比。用一延續(xù)精餾塔分離苯與甲苯混合液，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?shù)诙K板的汽相組成；用一延續(xù)精餾塔分離二元理想溶液，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；（3）第一塊塔板下降的液體組成為多少？（4）精餾段升高的蒸汽量與提餾段下降的液體量各為多少？用一延續(xù)精餾塔分離苯與甲苯混合液，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?shù)诙永碚摪宓恼羝M成。第二章吸收一、挑選題吸收操作的根據(jù)是（）。A.揮發(fā)度差異B.溶解度差異C.溫度差異D.密度差異在逆流吸收塔中，增強(qiáng)吸收劑用量，而混合氣體的處理量不變，則該吸收塔中操作線方程的斜率會(huì)_________。A.增大B.減小C.不變D.不能決定在吸收系數(shù)的準(zhǔn)數(shù)關(guān)聯(lián)式中，反映物性影響的準(zhǔn)數(shù)是（）A.ShB.ReC.CaD.Sc已知SO2水溶液在三種溫度t1、t2、t3下的亨利系數(shù)分離為E1=0.35kPa、E2=1.1kPa、E3=0.65kPa則（）A.t1<t2B.t3>t2C.t3<t1D.t1>t在吸收塔中，隨著溶劑溫度升高，氣體在溶劑中的溶解度將會(huì)______。A.增強(qiáng)B.不變C.減小D.不能決定下述說明中準(zhǔn)確的是_________。A.用水吸收氨屬液膜控制B.常壓下用水吸收二氧化碳屬難溶氣體的吸收，為氣膜阻力控制C.用水吸收氧屬難溶氣體的吸收，為氣膜阻力控制D.用水吸收二氧化硫?yàn)榫哂兄械热芙舛鹊臍怏w吸收，氣膜阻力和液膜阻力都不可忽略下述說法錯(cuò)誤的是________。A.溶解度系數(shù)H很大，為易溶氣體B.亨利系數(shù)E值很大，為易溶氣體C.亨利系數(shù)E值很大，為難溶氣體D.相平衡系數(shù)m值很大，為難溶氣體蔓延系數(shù)D是物質(zhì)重要的物理性質(zhì)之一，下列各因數(shù)或物理量與蔓延系數(shù)無關(guān)的是()。A.蔓延質(zhì)和蔓延介質(zhì)的種類B.體系的溫度C.體系的壓力D.蔓延面積吸收塔的操作線是直線，主要基于如下緣故（）。A物理吸收B化學(xué)吸收C高濃度物理吸收D低濃度物理吸收吸收操作的作用是分離（）。A氣體混合物B液體混合物C互不相溶的液體混合物D氣液混合物通常所研究的吸收操作中，當(dāng)吸收劑用量趨于最小用量時(shí)，則下列那種情況準(zhǔn)確（）。A.回收率趨向最高B.吸收推進(jìn)力趨向最大C.操作最為經(jīng)濟(jì)D.填料層高度趨向無窮大按照雙膜理論，吸收質(zhì)從氣相主體轉(zhuǎn)移到液相主體囫圇過程的阻力可歸結(jié)為（）。A.兩相界面存在的阻力B.氣液兩相主體中的蔓延的阻力C.氣液兩相滯流層中分子蔓延的阻力D.氣相主體的渦流蔓延阻力按照雙膜理論，當(dāng)被吸收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)KL()A.大于液相傳質(zhì)分系數(shù)kLB.近似等于液相傳質(zhì)分系數(shù)kLC.大于氣相傳質(zhì)分系數(shù)kGD.近似等于氣相傳質(zhì)分系數(shù)kG對(duì)某一汽液平衡物系，在總壓一定時(shí)，溫度升高，則亨利系數(shù)（）A.變小B.增大C.不變D.不決定吸收是分離（）混合物的化工單元操作，其分離根據(jù)是利用混合物中各組分（）的差異。A、氣體B、液體C、固體D、揮發(fā)度E、溶解度F、溫度為使吸收過程易于舉行，采取的措施是。A加壓升溫B加壓降溫C減壓升溫D減壓降溫吸收速率方程式中各吸收系數(shù)之間的關(guān)系是。A（KG）-1=（kG）-1+（HkL）-1B（KG）-1=（HkG）-1+（kL）-1C（KG）-1=（kG）-1+（mkL）-1D（KG）-1=（mkG）-1+（kL）-1按照雙膜理論，在氣液接觸界面處。Api=ciBpi＞ciCpi＜ciDpi=ci/H物質(zhì)在空氣中的分子蔓延系數(shù)隨壓強(qiáng)的增大而（），隨溫度的升高而（）。A增大B不變C減小D無法判斷按照雙膜理論，在氣液接觸界面處（）。A、氣相組成小于液相組成B、氣相組成大于液相組成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收的方向舉行，采取的措施是（）。A、加壓和升溫B、減壓和升溫C、加壓和降溫D、減壓和降溫吸收是分離（）混合物的化工單元操作，其分離根據(jù)是利用混合物中各組分（）的差異。A、氣體B、液體C、固體D、揮發(fā)度E、溶解度F、溫度對(duì)難溶氣體的吸收過程，傳質(zhì)阻力主要擴(kuò)散于（）。A、氣相一側(cè)B、液相一側(cè)C、氣液相界面處D、無法判斷在吸收過程中，（）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)難溶氣體的吸收過程，傳質(zhì)阻力主要擴(kuò)散于（）。A、氣相一側(cè)B、液相一側(cè)C、氣液相界面處D、無法判斷實(shí)驗(yàn)室用水吸收空氣中的二氧化碳，基本屬于（）吸收控制，其氣膜阻力（）液膜阻力。①A.汽膜B.液膜C.共同作用D.無法決定②A.大于B.小于C.等于(D.無法決定在雙組分理想氣體混合物中，組分A的蔓延系數(shù)是（）。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（）。A.負(fù)值B.正當(dāng)C.零D.不決定某吸收過程，已知?dú)饽の障禂?shù)kY為2kmol/（m2.h），液膜吸收系數(shù)kX為4kmol/（m2.h），由此判斷該過程為（）。A.氣膜控制B.液膜控制.C.不能決定D.雙膜控制含低濃度溶質(zhì)的氣體在逆流吸收塔中舉行吸收操作，若進(jìn)塔氣體的流量增大，其他操作條件不變，則對(duì)于氣膜控制系統(tǒng)，起出塔氣相組成將（）。A.增強(qiáng)B.減小C.不變D.不決定含低濃度溶質(zhì)的氣體在逆流吸收塔中舉行吸收操作，若進(jìn)塔液體的流量增大，其他操作條件不變，則對(duì)于氣膜控制系統(tǒng)，起出塔氣相組成將（）。A.增強(qiáng)B.減小C.不變D.不決定在吸收操作中，吸收塔某一截面上的總推進(jìn)力（以氣相組成表示）為（）。A，Y-Y*B.Y*-YC.Y-YiD.Yi-Y在逆流吸收塔中，吸收過程為氣膜控制，若將進(jìn)塔液相組成X2增大，其它操作條件不變，則氣相總傳質(zhì)單元數(shù)NOG將（），氣相出口濃度將（）。A.增強(qiáng)B.減小C.不變D.不決定在逆流吸收塔中當(dāng)吸收因數(shù)A〈1，且填料層高度為無限高時(shí)，則氣液平衡浮上在（）。A.塔頂B塔上部C.塔底D.塔下部在逆流吸收塔中，用純?nèi)軇┪栈旌蠚庵械娜苜|(zhì)，平衡關(guān)系符合亨利定律。當(dāng)將進(jìn)塔氣體組成Y1增大，其他操作條件不變，起出塔氣相組成Y2將（），吸收率φ（）。A.增強(qiáng)B.減小C.不變D.不決定二、填空題在吸收單元操作中，計(jì)算傳質(zhì)單元數(shù)的主意無數(shù)，其中，采用對(duì)數(shù)平均推進(jìn)力法計(jì)算總傳質(zhì)單元數(shù)法的前提條件是。吸收操作是吸收質(zhì)從_______轉(zhuǎn)移到_______的傳質(zhì)過程。在吸收操作中壓力____________，溫度________將有利于吸收過程的舉行。吸收是指____________________________________的化工單元操作。逆流吸收操作中，當(dāng)氣體處理量及初、終濃度已被決定，若減少吸收劑用量，操作線的斜率將____，其結(jié)果是使出塔吸收液的濃度_______，而吸收推進(jìn)力相應(yīng)_________。用亨利系數(shù)E表達(dá)的亨利定律表達(dá)式為javascript:if(confirm('1/ncourse/chem/習(xí)題/第五章習(xí)題答案.htm\\n\\nThisfilewasnotretrievedbyTeleportPro,becauseitwasunavailable,oritsretrievalwasaborted,ortheprojectwasstoppedtoosoon.\\n\\nDoyouwanttoop________,相平衡常數(shù)m=HYPERLINK"javascript:if(confirm('1/ncourse/chem/習(xí)題/第五章習(xí)題答案.htm\\n\\nThisfilewasnotretrievedbyTeleportPro,becauseitwasunavailable,oritsretrievalwasaborted,ortheprojectwasstoppedtoosoon.\\n\\nDoyouwanttoop______.對(duì)于難溶氣體，吸收時(shí)屬于控制的吸收，強(qiáng)化吸收的手段是。吸收操作中，溫度不變，壓力增大，可使相平衡常數(shù)，傳質(zhì)推進(jìn)力。某氣體用水吸收時(shí)，在一定濃度范圍內(nèi)，其氣液平衡線和操作線均為直線，其平衡線的斜率可用常數(shù)表示，而操作線的斜率可用表示。吸收是指的過程，解吸是指的過程。溶解度很大的氣體，吸收時(shí)屬于控制，強(qiáng)化吸收的手段是。在氣體流量，氣相進(jìn)出口組成和液相進(jìn)口組成不變時(shí)，若減少吸收劑用量，則傳質(zhì)推進(jìn)力將，操作線將平衡線。吸收因數(shù)A可以表示為______，它在Y—X圖上的幾何意義是_________________________。在一逆流吸收塔中，若吸收劑入塔濃度下降，其它操作條件不變，此時(shí)該塔的吸收率，塔頂氣體出口濃度。在低濃度難溶氣體的逆流吸收塔中，若其他條件不變而入塔液體量增強(qiáng)，則此塔的液相傳質(zhì)單元數(shù)N(l)將_______，而氣相總傳質(zhì)單元數(shù)NOG將_______，氣體出口濃度ｙ(a)將_______。對(duì)臨近常壓的低濃度溶質(zhì)的氣液平衡系統(tǒng)，當(dāng)總壓增強(qiáng)時(shí)，亨利系數(shù)，相平衡常數(shù)m，溶解度系數(shù)H（增強(qiáng)、減少、不變）。在一逆流吸收塔中，吸收劑溫度降低，其它條件不變，此時(shí)塔頂氣體出口濃度出塔溶液組成。對(duì)易溶氣體的吸收過程，阻力主要擴(kuò)散于。若傳質(zhì)總系數(shù)與分系數(shù)之間的關(guān)系表示為,則其中的表示____________，當(dāng)____________項(xiàng)可以忽略時(shí)表示該吸收過程為氣膜控制。若傳質(zhì)總系數(shù)與分系數(shù)之間的關(guān)系表示為,則其中的表示____________，當(dāng)____________項(xiàng)可以忽略時(shí)表示該吸收過程為液膜控制。傳質(zhì)單元數(shù)NOG反映_________________________________,分離任務(wù)所要求的液體濃度變化越_______________,過程的平均推進(jìn)力越______________,所需的傳質(zhì)單元數(shù)NOG越大。在填料塔中用水吸收氨。欲提高吸收速率，增大相的流量比增大另一相的流量更有效。在低濃度溶質(zhì)的氣液平衡系統(tǒng)，當(dāng)總壓操作降低時(shí)，亨利系數(shù)E將，相平衡常數(shù)將，溶解度系數(shù)H將。亨利定律表達(dá)式，若某氣體在水中的亨利系數(shù)E值很小，說明該氣體為氣體。亨利定律表達(dá)式，若某氣體在水中的亨利系數(shù)H值很大，說明該氣體為氣體。在吸收過程中，KY和ky是以和為推進(jìn)力的吸收系數(shù)，它們的單位是。若總吸收系數(shù)和分吸收系數(shù)間的關(guān)系可表示為，其中表示，當(dāng)項(xiàng)可忽略時(shí)，表示該過程為氣膜控制。在1atm、20℃下某低濃度氣體被清水吸收，若氣膜吸收系數(shù)，液膜吸收系數(shù)為，溶質(zhì)的溶解度系數(shù)，則該溶質(zhì)為氣體，氣相總吸收系數(shù)。普通而言，兩組分A、B的等摩爾互相蔓延體現(xiàn)在單元操作中，而組分A在B中單向蔓延體現(xiàn)在單元操作中。在吸收過程中，若降低吸收劑用量，對(duì)氣膜控制體系，體積吸收總系數(shù)值將，對(duì)液膜控制物系，體積吸收總系數(shù)值將。雙膜理論是將囫圇相際傳質(zhì)過程簡(jiǎn)化為。吸收塔的操作線方程和操作線是通過得到的，它們與、和等無關(guān)。在吸收過程中，若減小吸收劑的用量，操作線的斜率，吸收推進(jìn)力。在吸收過程中，物系平衡關(guān)系可用表示，最小液氣比的計(jì)算關(guān)系式=。某吸收過程，用純?nèi)軇┪栈旌蠚怏w中的溶質(zhì)組分A，混合氣進(jìn)塔組成為0.1，出塔組成為0.02（均為摩爾比），已知吸收因數(shù)A為1，若該吸收過程所需理論板數(shù)為4層，則需傳質(zhì)單元數(shù)為。三、計(jì)算題在填料塔內(nèi)用清水逆流吸收空氣和氨混合氣中的氨，惰性氣體的處理量為50kmol/h，進(jìn)塔氣體濃度Y1=0.04(比摩爾分率)，要求氨的回收率為90%，吸收劑用量是最小用量的1.5倍。操作條件下平衡關(guān)系為Y*=0.8X，氣相傳質(zhì)單元高度H0G為0.8m，氣相傳質(zhì)單元數(shù)NoG為4.6，試求：(1)吸收劑用量為多少kmol/h?；(2)出塔液體濃度X1為多少？；(3)填料層高度為多少m?吸收塔中用清水吸收混合氣體中的SO2，氣體與水逆流接觸，氣體(標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài))流量為5000m3/h，其中SO2(體積分?jǐn)?shù))為10％，要求SO2的吸收率為95％，塔的操作條件為293K及101.3KPa，在此條件下，SO2在二相間的平衡關(guān)系可近似的表示為Y*=26.7X，試問：取用水量為最小用水量的1.5倍時(shí)，用水量應(yīng)為多少？某吸收塔填料層高4m，用水吸收尾氣中的有害成分A。在此情況下，測(cè)得的濃度如圖所示。已知平衡關(guān)系為Y=1.5X。求(1)氣相總傳質(zhì)單元高度；(2)操作液氣比為最小液氣比的多少倍？(3)因?yàn)榉ǘㄅ欧艥舛纫?guī)定ｙ(2)必須小于0.002，所以擬將填料層加高。若液氣比不變，問填料層應(yīng)加高多少？(4)畫出填料加高前后吸收操作線的暗示圖。某廠現(xiàn)有向來徑為1.2m、填料層高度為5.4m的吸收塔，用來吸收某氣體混合物中的溶質(zhì)組分。已知操作壓力為300kpa、溫度為30℃；入塔混合氣體中溶質(zhì)的含量為5%（體積%），要求吸收率不低于95%；吸收劑為純?nèi)軇?，出塔溶液的濃度?.0152（摩爾比）；操作條件下的平衡關(guān)系為：Y-2.16X（X、Y均為摩爾比），總體積吸收系數(shù)Kya為65.5kmol/m^3*h。試計(jì)算：（1）吸收劑用量是最小用量的多少倍；（2）該吸收塔的年處理量（m^3混合氣/年）。注:每年按7200工作時(shí)光計(jì)某混合氣含溶質(zhì)A3%（摩爾分率），在常壓下用清水逆流吸收，回收率為99%，已知在操作條件下平衡關(guān)系為 Y=2.0X，混合氣體流率為G=0.03kmol/(m2·s)，氣相體積傳質(zhì)系數(shù)為KYa=0.04kmol/(m3·s)。倘若取液氣比為最小液氣比的1.5倍試求：1.氣相總傳質(zhì)單元數(shù)；2.填料層高度。汽液逆流通過一填料吸收塔，入口氣體中溶質(zhì)氨的濃度為10g/Nm3，溶質(zhì)的回收率為98％，用清水作吸收劑，吸收劑的用量為380kmol/h，是最小吸收劑用量的1.4倍，操作壓力為101.kPa，相平衡關(guān)系為Y=1.3X，求該塔混和藹體的處理量及總傳質(zhì)單元數(shù)。在常壓逆流填料吸收塔中，用清水吸收焦?fàn)t氣中氨，焦?fàn)t氣處理量為500標(biāo)準(zhǔn)m3/h，進(jìn)塔氣體組成y1為0.0132（摩爾分率）。氨的回收率為0.99。水的用量為最小用量的1.5倍。焦?fàn)t氣入塔溫度為30℃，空塔氣速為1.1m/s。操作條件下平衡關(guān)系為Y*=1.2X（X,Y為摩爾比）。氣相體積總吸收系數(shù)KYa為200kmol/m3.h，試求：（１）氣相總傳質(zhì)單元數(shù)NOG；（２）填料層高度Z在常壓操作的填料吸收塔中，用清水吸收焦?fàn)t氣中的氨。焦?fàn)t氣處理量為6000m3(標(biāo)準(zhǔn))/h，進(jìn)塔氣體中氨的含量為3%（摩爾分率），氨的吸收率為98%，水的用量為最小用量的1.6倍，操作條件下的平衡關(guān)系為 Y*=1.2X，氣相總傳質(zhì)單元高度為0.65m吸收塔處理1500m3混合氣，其中含溶質(zhì)組分A1.5kmol,操作溫度25℃已知在101.33kPa及20℃時(shí)，測(cè)得氨在水中的平衡數(shù)據(jù)為：溶液上方氨平衡分壓為0.8kPa，氣體在液體中溶解度為1g(NH3)/100g(H2常壓、25℃下某已知體系的平衡關(guān)系符合亨利定律，亨利系數(shù)E為大氣壓，溶質(zhì)A的分壓為0.54大氣壓的混合氣體分離與三種溶液接觸：①溶質(zhì)A濃度為的水溶液；②溶質(zhì)A濃度為的水溶液；③溶質(zhì)A濃度為的水溶液。試判斷上述三種情況下溶質(zhì)A在二相間的轉(zhuǎn)移方向。在常壓逆流吸收塔中，以清水吸收空氣～氨氣混合氣中的氨氣。已知進(jìn)塔氣體中含NH35%，出塔氣體中含NH30.5%（以上均為體積%），出塔液體中NH3組成為0.01（摩爾分率），氣液平衡關(guān)系為Y=2.5X（式中X,Y為摩爾比），試求塔頂和塔底處以ΔY表示的氣相推進(jìn)力(ΔY1=0.0273ΔY2=0.00526)。在常壓逆流操作的吸收塔中，用清水吸收混合氣體中溶質(zhì)A。已知操作溫度為30℃，混合氣體處理量為1000m3/h，進(jìn)塔氣體中組分A的體積分率為0.05，吸收率為90%，清水用量為120kmol/h，試求塔底吸收液的組成。(X1在逆流吸收塔中，進(jìn)塔氣相組成Y1=0.01（摩爾比），吸收率為99%，操作條件下相平衡關(guān)系為Y=1.0X（式中X，Y為摩爾比），試求下列情況下的氣相總傳質(zhì)單元數(shù)NOG；（1）進(jìn)塔液相為純?nèi)軇?1.25；（2）進(jìn)塔液相為純?nèi)軇?1.0。((1)NOG=15(2)NOG=99)在逆流操作的填料塔中，用清水吸收空氣中得氨，要求氨的回收率為0.99，已知吸收塔中填料層高度為4.5m，實(shí)際的吸收劑用量為最小用量的1.4倍，操作條件下的平衡關(guān)系可表示為Y=mX（Y，X為摩爾比）試求填料塔的氣相傳質(zhì)單元高度。(HOG=0.374m)在逆流填料吸收塔中，用清水吸收空氣---氨氣混合氣中得氨氣。進(jìn)塔氣體組成為Y1=0.026(摩爾比，下同)，出塔氣體組成Y2=0.0026，混合氣體流量為100標(biāo)準(zhǔn)m3/h，清水用量為0.1m3/h。操作壓力為0.95atm，亨利系數(shù)為0.5atm，平衡關(guān)