化工原理試題庫(kù)答案下冊(cè),總

1、化工原理試題庫(kù)(下冊(cè))第一章 蒸餾、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X y直角坐標(biāo)上的點(diǎn)_B。A.(Xw,Xw)

2、B(XF,XF) C(XD,XD)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 .氣一液混合物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_ ，

3、塔釜再沸器熱負(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(shí)，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)不變時(shí)，貝U L/V_B_，L' N ' _，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F、XF、q,加料板位置、D和R不變，而使操作壓力減小，則xdA 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< Rmin，則x d _B_,XwA oA變大，B變小，C不變，D不一定12恒摩爾流

4、假設(shè)是指A 。A在精餾段每層塔板上升蒸汽的摩爾流量相等B在精餾段每層塔板上升蒸汽的質(zhì)量流量相等C在精餾段每層塔板上升蒸汽的體積流量相等D在精餾段每層塔板上升蒸汽和下降液體的摩爾流量相等13. 精餾過程的理論板假設(shè)是指D 。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14. 精餾過程若為飽和液體進(jìn)料，則B 。< ）Aq=1， L=LBq=1， V=VCq=1，L=VDq=1，L =V'15. 全回流時(shí)的精餾過程操作方程式為C 。Ay n = X nBy n-1 = X nCy n+1 = X nDy n+1 =

5、X n+116. 精餾是分離（B）混合物的化工單元操作，其分離依據(jù)是利用混合物中各組分（D ）的差異。A、氣體 B、液體 C、固體D、揮發(fā)度 E、溶解度 F、溫度17. 精餾過程的恒摩爾流假設(shè)是指在精餾段每層塔板（ A ）相等。A、上升蒸汽的摩爾流量B 、上升蒸汽的質(zhì)量流量C上升蒸汽的體積流量D 、上升蒸汽和下降液體的流量18. 精餾過程中，當(dāng)進(jìn)料為飽和液體時(shí)，以下關(guān)系（ B ）成立。A 、q =0，L =L B 、q =1，V =V'C、q =0， L =V D、q =1， L =L19. 精餾過程中，當(dāng)進(jìn)料為飽和蒸汽時(shí)，以下關(guān)系（ A ）成立。A 、q =0，L =L B 、q =

6、1，V =V'C 、q =0， L =V D 、q =1， L =L20. 精餾過程的理論板假設(shè)是指（ D ）oA、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21. 某二元混合物，若液相組成Xa為0.45，相應(yīng)的泡點(diǎn)溫度為t1 ;氣相組成yA為0.45,相應(yīng)的露點(diǎn)溫度為t2，則（A ）oA.t1 t2B.t1 t2C.t1 t2D.不能判斷22. 兩組分物系的相對(duì)揮發(fā)度越小，則表示該物系用蒸餾分離越（B ）oA.容易B.困難C.完全D.不完全23. 精餾塔的操作線是直線，其原因是（D ）oA.理論板假定B.理想物

7、系C.塔頂泡點(diǎn)回流D.恒摩爾流假定出液量為（ A ）。A.6.67kmol/h B.6kmol/h C.9kmol/h D. 不能確定25. 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（B ）。A. yn 1 yn yn 1 B. yn 1 yn yn 1 C. yn 1 yn yn 1 D.不確定26. 在原料量和組成相同的條件下，用簡(jiǎn)單蒸餾所得氣相組成為xD1 ，用平衡蒸餾得氣相組成為 xD2 ，若兩種蒸餾方法所得氣相量相同，則（C ）。A. Xd1>Xd2B. Xd1 = Xd2C. Xd 1 < X d2D.不能確疋27. 在精餾塔的圖解計(jì)算中

8、 ,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.Xd、Xw均增加C.Xd、Xw均不變D.Xd減小、Xw增加29. 操作中的精餾塔，若保持 F、Xd、Xw、V不變，減小Xf ,則（ C ）A.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)XF1，相應(yīng)回流比為 R1;進(jìn)料組成為時(shí)Xf2, XF1> Xf2，相應(yīng)回流比為 R2,若，進(jìn)料熱狀況不變

9、，則（ A ）。A.R1<R2B. R1=R2.C. R1>R2 D.無(wú)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(wú)法確定32. 在常壓下苯的沸點(diǎn)為80.1 C，環(huán)己烷的沸點(diǎn)為80.73 C,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 ）

10、。A.增大 B.減小 C.不變 D.無(wú)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.1/2B.1/3C.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比較，當(dāng)xd、XW、R、q、a、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(wú)法判斷37. 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液兩相以（ C ）方式接觸。A.逆流B.并流C.錯(cuò)流

11、（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）接觸，而在每一塊塔板上汽）方式進(jìn)料。（A）飽和蒸汽（B）飽和液體（C）過熱蒸汽（D）冷流體39. 兩組分的相對(duì)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、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(shí)， 料的q值最小，此時(shí)分離所需的理論塔板數(shù)。3. 蒸餾是指 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5. 實(shí)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

12、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) ,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。8. 在只有一股進(jìn)料無(wú)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，貝U R，xd，xw，L&

13、#39; N ' _11. 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，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。13. 精餾塔設(shè)計(jì)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(fèi)用設(shè)備費(fèi)的總和將呈現(xiàn) 化過程。14. 恒沸精餾與萃取精餾主要針對(duì)的物系，采取加入第三組分的辦法以改變?cè)锵档摹?:3，則進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù) q值等15. 精餾設(shè)計(jì)中，當(dāng)進(jìn)料為氣液混合物，且氣液摩爾比為于。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 ；填料層高度Z=。17. 簡(jiǎn) 單 蒸 餾 與 精

14、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(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) ，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 。22. 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。23. 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 。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（HE

15、TP25. 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(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 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。27. 精餾操作的依據(jù)是。實(shí)現(xiàn)精餾操作的必要條件是禾廿。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(duì)揮發(fā)度，塔頂溫度 ，塔釜溫度，

16、從平衡角度分析對(duì)該分離過程 。31. 某兩組分體系，相對(duì)揮發(fā)度a=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y n =04，則y“ +1=。全回流操作通常適用于或。32. 精餾和蒸餾的區(qū)別在于 ;平衡蒸餾和簡(jiǎn)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、pB 46kPa，則相對(duì)揮發(fā)度a =，平衡時(shí)液相組成 Xa ，氣相組成為yA 。36. 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

17、，餾出液組成為。37. 最小回流比的定義是 ，適宜回流比通常取為 Rmin。38. 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。39. 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 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(jì)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(jì)中，若 F、Xf、Xd、Xw及R一定，進(jìn)料由原來的飽

18、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。42. 操作中的精餾塔，增大回流比，其他操作條件不變，則精餾段液氣比L/V，提餾段液氣比? <L/V ， Xd ，Xw。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，Xw，L/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(diǎn)是 。兩者的主要區(qū)另寸是和。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

19、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：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。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？R = 2R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？3. 在常壓精餾塔內(nèi)分離某理想二元混合物。已知進(jìn)料

20、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；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 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a值？5. 用一提餾塔

21、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

22、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？

23、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(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）

24、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y2011. 試計(jì)算壓力為101.33KPa,溫度為時(shí)84C,苯-甲苯物系平衡時(shí)，苯與甲苯在液相和氣相中的組成。（xa 0.818 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(cè)得平衡 的液相組成x為0.257

25、、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(shí)的氣、液相組成。氣液平衡關(guān)系為y 0.46X 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(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）15. 6.在常壓連續(xù)精餾塔中，分離含甲醇為0.4 （摩爾分率

26、）的甲醇-水混合液。試求進(jìn)料溫度40E為時(shí)得q值。已知進(jìn)料泡點(diǎn)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）。16. 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，

27、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）18. 在由一層理論板和塔釜組成的精餾塔中，每小時(shí)向塔釜加入苯一甲苯混合液 lOOkmol，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

28、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）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：（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

29、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 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。

30、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。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?/p>

31、層塔板的單板效率 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)第二層理論板的上升 蒸汽組成 y2 （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yn 0.885, yn 1 0.842 。已知物系平均相對(duì)揮發(fā)度為 5，回流比為

32、 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 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 0.5x1.5xf試求：（1）回流比；（2）餾出液組成；（3）q 值

33、（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(diǎn)進(jìn)料。物系的相對(duì)揮發(fā)度 a 2.47。試計(jì)算：（1）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(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 ;（3）若R 1.4Rmin，求R;（4 ）寫出精餾段操作線方程式。（0.916 ; 0.9，0.028;1.7 ;yn 10.638xn 0.326 ）30. 常壓連續(xù)精餾塔中， 分離某

34、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?0.01，進(jìn)料為飽和液體，

35、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。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?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。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） 。

36、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?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?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

37、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。0.4 （摩爾分率，下同） ，混合0.9, 易揮發(fā)組分的回收率為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)組分液流量為 1000 kmol/h ，塔頂

38、采用全凝器，要求塔頂餾出液含易揮發(fā)組分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a為 2.5 。試求： 塔頂餾出液流量 D; 塔釜?dú)堃毫髁?W，組成Xw； 回流比R及最小回流比臥； 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a為2.5；求： 1、塔頂餾出液流量 D；2、塔釜?dú)堃毫髁?W；3 、塔頂?shù)诙K理論板上升的蒸汽量V及組成y2；4 、塔

39、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，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

40、？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50k

41、mol/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L(zhǎng)yFWxXw)L W41. 在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液, 其精餾段和提餾段操作線方程分別為原料液流量為100kmol/h，組成為0.3（易揮發(fā)組分摩爾流率），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?dú)堃航M成為0.04,試分別求以

42、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(duì)揮發(fā)度為2.47。原料液的泡點(diǎn)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 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）?；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)精餾塔分離苯一甲苯的混合液，

43、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）。苯一甲苯的平均相對(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：a）每小時(shí)餾出液及釜?dú)堃毫?；b）原料液中汽相及液相組成；c）回流比；d）每小時(shí)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

44、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a為2.5。求：a）塔頂流出液流量 Db）塔釜?dú)堃毫髁縒c）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。a）當(dāng)滿足以上工藝要求時(shí)，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(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

45、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）。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？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(shí)回流比為 0，此時(shí)塔頂及塔釜的組成

46、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：1）每小時(shí)餾出液及釜?dú)堃毫浚?）原料液中汽相及液相組成；3）回流比；4）每小時(shí)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

47、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；=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)度為

48、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 0.4，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(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）52. 物料恒算：1kmol/s 的

49、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

50、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 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）54. 綜合計(jì)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(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 )

51、。( =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lOOkmol /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(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 )：20 C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98C，平均比熱容為 161.5J/kmol.K，汽化潛熱為32600J/mol。(977.1kW； 111O.6

52、kW；l694.7kW)56. 用一連續(xù)操作精餾塔在常壓分離苯一甲苯混合液，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92.3O,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。Logp 0=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

53、 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?W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

54、。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B, kmol/h ,組成xe =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

55、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(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。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(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)、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(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,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。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5