2017年整理化工原理試題庫(kù)下冊(cè),總

1、（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. 3.0B.2.0C.1.0D.4.02. 某精餾塔用來(lái)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（ A ）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(guò)x- y直角坐標(biāo)上的點(diǎn)（B ）。A. （xW,xW）B（

2、xF,xF） C（xDxD）D（0,xD/（R+1）B ）的變化。D.氣一液混合物B ）。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（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（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（）,塔頂冷凝器熱負(fù)荷（）,塔釜再沸器熱負(fù)荷（）。L/V,L

3、9; /V',xd,xw。A變大，B變小，C不變，D不疋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xd, XwA變大，B變小，C不變，D不疋11.操作中的精餾塔,保持 F,XF,q, D不變,右米用的回流比 R< Rmin，貝U x d, xwA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)，則A變大，B變小， C不變， D不一定12.恒摩爾流假設(shè)是指 。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

4、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(guò)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(kāi)該板的氣液兩相組成相等 D 離開(kāi)該板的氣液兩相組成平衡14. 精餾過(guò)程若為飽和液體進(jìn)料，則。A. q=1, L=LZB.q=1, V=VC. q=1, L=VZD.q=1, L=V15. 全回流時(shí)的精餾過(guò)程操作方程式為 A y n = x nB yn-1 = x nC y n+1 = x nD yn+1 = x n+116. 精餾是分離（）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（）的差異。A、氣體 B、液體 C

5、、固體D、揮發(fā)度 E、溶解度 F、溫度17. 精餾過(guò)程的恒摩爾流假設(shè)是指在精餾段每層塔板（）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(guò)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 =VC 、q =0，L =V D 、q =1 ，L =L）成立。19. 精餾過(guò)程中，當(dāng)進(jìn)料為飽和蒸汽時(shí)，以下關(guān)系（A、q =0，L =LB 、q =1 ，V =VC、 q =0 ， L =V D 、 q =1 ， L =L 20.精餾過(guò)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、

6、進(jìn)入該板的氣液兩相組成平衡C、離開(kāi)該板的氣液兩相組成相等D、離開(kāi)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 右；氣相組成yA為0.45，相應(yīng)的露點(diǎn)溫度為t2，則（）。A.t1 t2B.t1t2C.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(B)。A. 容易B. 困難 C. 完全 D. 不完全）。D. 恒摩爾流假定23. 精餾塔的操作線是直線，其原因是（A. 理論板假定 B. 理想物系 C. 塔頂泡點(diǎn)回流24. 分離某兩元混合物，進(jìn)料量為 10kmol/h ，組成 xF 為 0.6 ，若要求餾出液組成不小于 0.9 ，則最

7、大的餾出液量為（）。A.6.67kmol/h B.6kmol/hC.9kmol/hD.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（)A. yn 1 yn yn 1 B. yn 1yn yn 1C.yn 1yn yn 1 D. 不確定x D1 ，用平衡蒸餾得氣相組成為 xD2 ，若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 兩種蒸餾方法所得氣相量相同，則（ ）。A.xD1>x D2B.xD1= xD 2C.xD1<xD2D. 不能確定27. 在精餾塔的圖解計(jì)算中, 若進(jìn)料熱狀況變化 , 將使 （操作線與 q 線變化 平衡

8、線和操作線變化A. 平衡線發(fā)生變化 B.C. 平衡線和 q 線變化 D.28. 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. 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、xF 、 xD 、 xw、 V 不變，減小 xF ，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)，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)料熱狀況不變，則（）。A.R1<R2 B. R 1=R2.C. R 1>R2 D. 無(wú)

9、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（ ）。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（ ）。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（），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(wú)法判斷34. 若連續(xù)精餾過(guò)程的進(jìn)料熱狀況參數(shù)A

10、.1/2B.1/3C.2D.3q=1/3 ，則其中氣相與液相的摩爾數(shù)之比為（）。35. 直接水蒸氣加熱的精餾塔適用與（氣加熱相比較，當(dāng) x、x、R、q、a、）的情況，直接水蒸氣加熱與間接水蒸回收率相同時(shí)，其所需理論板數(shù)要（）A. 多 B. 少 C. 相等 D.36. 某精餾塔內(nèi)，進(jìn)料熱狀況參數(shù)為（A）飽和蒸汽（B）飽和液體無(wú)法判斷1.65 ，由此可判定物料以（C）過(guò)熱蒸汽（D）冷流體）方式進(jìn)料。37. 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. 困難 C. 完全D.不完全38. 二元溶液連續(xù)精餾計(jì)算中，進(jìn)料熱狀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

11、線與操作線D.平衡線與q線二、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(shí)， 進(jìn)料的q值最小， 此時(shí)分離所需的理論塔板數(shù) 。3. 蒸餾是指的化工單元操作。4. 在精餾塔實(shí)驗(yàn)中，當(dāng)準(zhǔn)備工作完成之后，開(kāi)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. 某精餾塔設(shè)計(jì)時(shí)，若將塔釜由原來(lái)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 。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

12、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，則 R,XD, xw, L ' /V '。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

13、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)的總和將呈現(xiàn) 變化過(guò)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?。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(guò)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)單蒸餾與精餾的主要區(qū)別是 。18. 精餾的原理是。19. 精餾過(guò)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

14、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(guò)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（ 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(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

15、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(xiě)為。根據(jù)a的大小 ，可用來(lái)，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，從平衡角度分析對(duì)該分離過(guò)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yn = 0.4,貝y yn + i=。全回流操作通常適用于或。32. 精餾和蒸餾的

16、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. 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 。35. 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。36. 最小回流比的定義是 ，適宜回流比通常取為 Rmin。37. 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。38. 在某精餾塔中，分離物系相對(duì)揮發(fā)度為 2.5

17、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 =。39. 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。40. 在精餾塔設(shè)計(jì)中，若 F、Xf、Xd、Xw及R一定，進(jìn)料由原來(lái)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'。41. 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

18、 ， Xd ，Xw。42. 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。43. 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)N t， xw。44. 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：（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(qǐng)分別求出精餾段、提餾段操作方程。2. 用一

19、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。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：餾出液和殘液量？ R = 2Rmin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

20、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(guò)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6.7.8.9.10.11.12.13.14.15.16.17.18.19.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

21、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(kāi)始數(shù)起，離開(kāi)第二

22、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)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(wèn)塔頂、塔釜產(chǎn)量各為多少？汽化量為多少？已知a =2.46。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

23、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(kāi)第二層理論板（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）離開(kāi)第二層理論板（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

24、發(fā)度為3.0，試求：（1）提餾段操作線方程（2）離開(kāi)第二層理論板（從塔頂往下數(shù)）的氣相組成 y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。（Xa0.818 yA 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）2某兩組分混合氣體，其組成y 0.6（摩爾分率），通過(guò)部分冷凝將蒸汽量中的一流量冷凝為飽和液體，3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 0.78

25、3 ）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 1.25x0.018 試求精餾段及提餾段的上升蒸汽量。（V V 142.3kmol/h）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40C為時(shí)得q值。已知進(jìn)料泡點(diǎn)溫度為75.3C。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）。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

26、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.

27、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)向塔釜加入苯甲苯混合液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, x w=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)加入塔中

28、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 ）20.21.22.23.24.25.26.27.28.29.30.31.32.33.34.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） 在常壓連續(xù)精餾塔中，分離兩組分理想

29、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(kāi)第 2 層理論板（從塔頂往下計(jì)）的氣相y2（ y 1.385x 0.0193 ；0.786）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(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)精餾塔中分離兩組分理想溶液。已

30、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） 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(kāi)塔頂?shù)诙?層板的上升蒸汽組成 y2 （0.825） 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

31、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）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 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

32、繪出下列進(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 0.2075 y 0.5x 1.5xF 試求：（ 1）回流比；（ 2）餾出液組成；（ 3） q 值 （R=3 ； xD 0.83 ；q=1/3） 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）

33、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 1.4 Rmin，求R; （4） 寫(xiě)出精餾段操作線方程式。 （0.916 ； 0.9 ， 0.028；1.7 ； yn 1 0.638xn 0.326 ）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，塔底采用間接蒸汽加熱，求：1.塔頂、塔底產(chǎn)品流量， Kmo

34、l/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。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，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

35、 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)精餾塔中分離相對(duì)揮發(fā)度為 2.3 的苯甲苯混合

36、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)

37、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(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Rnin :寫(xiě) 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)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

38、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、塔釜上一塊理論板下降的液體量L'及組成xm；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

39、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？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。在連續(xù)

40、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y' x xw ）L W L W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），其精餾段和提餾段操作線方程分別為y 0.714x 0.257（1） y 1.686x 0.0343（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

41、參數(shù) q。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)。20C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。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

42、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)精餾塔分離苯一甲苯的混合液，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：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(kāi)塔頂?shù)诙永碚摪宓恼羝M成；離開(kāi)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）

43、，流量為1000kmol/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(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：塔頂流出液流量 D;塔釜?dú)堃毫髁?W精餾段上升的蒸汽 量V及提餾段下降的液體量L。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)滿足以上工藝要求時(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

44、要滿足原來(lái)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？4、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？5、若因回流管道堵塞或回流

45、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)精餾塔分離苯一甲苯的混合液，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：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(kāi)塔頂?shù)诙永碚摪宓恼羝M成；離開(kāi)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

46、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(wèn)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(guò)選擇合適的回流比來(lái)保證；=2.49）.常壓連續(xù)操作的精餾塔來(lái)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)）,已知苯一甲苯系統(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；最小回流比。（

47、液相 0.49;汽相 0.71; Rmin=1.227）最小回流比與理論板數(shù)用一連續(xù)精餾塔分離苯一甲苯混合液，原料中含苯0.4，要求塔頂餾出液中含苯 0.9 7,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25 C;（2）原料為汽液混合物，汽液比為 3 : 4。已知苯一甲苯系統(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）物料恒算：1kmol/s的飽和汽態(tài)的氨一水混合物進(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

48、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=1.40210-3, Xw=8.26710-4）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(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

49、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)精餾塔分離一種二元理想溶液，已知F=10kmol/s , xf=0.5 , q=0 , xd=0.95,x w=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; x 2=0.843）熱狀況參數(shù)與能耗某苯與甲苯的混合物流量為100km

50、ol /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）：（1）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; 1110.6kW;l694.7kW）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

51、，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92.30,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(jì)算。Logp°=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)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?W與組成；（3）

52、、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。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

53、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(shuō)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），苯一甲苯的平均相對(duì)揮發(fā)度

54、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。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

55、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(kāi)第二板的蒸汽和液體組成。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(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(kāi)塔頂?shù)诙K板的汽相組成。用一連續(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,