化工原理模擬題(帶答案和解)

化工原理傳熱部分模擬試題及答案一填空在傳熱實(shí)驗(yàn)中用飽和水蒸汽加熱空氣總傳熱系數(shù)K接近側(cè)的對(duì)流傳熱系數(shù)而壁溫接近流體的溫度值。熱傳導(dǎo)的基本定律。間壁換熱器中總傳熱系K的數(shù)值接近于熱（大、?。┮粋?cè)值。間壁換熱器管壁溫度t接近（大、?。┮粋?cè)的流體溫度。由多層等厚平壁構(gòu)成的導(dǎo)熱壁面中，所用材料的導(dǎo)熱系數(shù)愈小，則該壁W面的熱阻 （大、小，其兩側(cè)的溫差愈 （大、小。由多層等厚平壁構(gòu)成的導(dǎo)熱壁面中所用材料的導(dǎo)熱系數(shù)愈大則該壁面的熱阻其兩側(cè)的溫差(4)在無相變的對(duì)流傳熱過程中，熱阻主要集中，減少熱阻的最有效措施厚度不同的三種材料構(gòu)成三層平壁，各層接觸良好，已知b>b>b<<，在穩(wěn)定傳熱過程中，各層1 2 3 1 2 3的熱，各層導(dǎo)熱速。傳熱的基本方式、 三種。熱傳導(dǎo)的基本定律 其表達(dá)式。水在管內(nèi)作湍流流動(dòng)，若使流速提高到原來的2倍，則其對(duì)流傳熱系數(shù)約為原來的 倍；管徑改為原來的1/2而流量相同，則其對(duì)流傳熱系數(shù)約為原來倍（設(shè)條件改變后仍在湍流范圍）導(dǎo)熱系數(shù)的單位，對(duì)流傳熱系數(shù)的單位，總傳熱系數(shù)的單位二、選擇某一套管換熱器，管間用飽和水蒸氣加熱管內(nèi)空氣（空氣在管內(nèi)作湍流流動(dòng)，使空氣溫度由2℃升至8℃，現(xiàn)空氣流量增加為原來的2倍，若要保持空氣進(jìn)出口溫度不變，則此時(shí)的傳熱溫差應(yīng)為原來倍。A 1.149 B 1.74 C 2 D 不定25×2.5mm=1000W/m2·℃；如流量與物性都不變，改i用一19×2mm的直管，則將變。A1259 B1496 C1585 D1678對(duì)流傳熱系數(shù)關(guān)聯(lián)式中普蘭特準(zhǔn)數(shù)是表的準(zhǔn)數(shù)。A對(duì)流傳熱 B流動(dòng)狀態(tài) C物性影響 D自然對(duì)流影響在蒸氣—空氣間壁換熱過程中，為強(qiáng)化傳熱，下列方案中的＿＿在工程上可行。A 提高蒸氣流速 B 提高空氣流速C 采用過熱蒸氣以提高蒸氣溫度D 在蒸氣一側(cè)管壁加裝翅片，增加冷面積三、計(jì)算有一換熱器管內(nèi)通的熱流體膜系數(shù) 為1100w/m2管外有某種液體沸騰沸點(diǎn)為膜系數(shù) 為1 25800w/m

C（管壁清潔無垢（0.005m

C/w解：忽略管壁熱阻，并假設(shè)壁溫為Tw當(dāng)壁很薄時(shí)，根據(jù)壁兩側(cè)的對(duì)流傳熱方程式可得：TTw1

T w

90Tw1

T 50w1

1 1 2則 T 56.4Cw

1100 5800TT

T

90

T 501w

w w1 1 R

w10.005 0 1100 58001 21則 T w由此可知，壁溫總是比較接近熱阻小的那一側(cè)流體的溫度。2522257℃下降到47℃。=300W/m2·K，=10000W/m2·K45W/m·K，若忽略污垢熱阻，試求：i o以內(nèi)壁面為基準(zhǔn)的總傳熱系數(shù)Ki單位面積上的熱負(fù)荷q(W/m2);管內(nèi)壁溫度T及管外壁溫度TW i（）Ki1 1 bd diK ii i

d idm 0 0d 1

0.0020.021

0.021所以 Ki（2）q

300 450.023 100000.025/m2KQKi

Sti

(575227)(472227)qKti m

289.2

ln575227472

289.2293.584880.2W/m284.9kW/m2管內(nèi) T及管外壁溫度TW i575472Ti2 W T i

T227因?yàn)?1

W ib 1S Si i m 0 0575472T2 W T T T2271 0.002 i 130021 4523 1000025由上述方程可解出 TW

237.8C， Ti

234.2C3現(xiàn)有一逆流冷卻器，用冷水冷卻油，使油溫從420K370K285K的流率、進(jìn)口溫度保持不變，將冷卻器長(zhǎng)度增加一倍（其它尺寸不變，求油及水的出口溫度。解： 420K 370K t m310K 285K對(duì)體系進(jìn)行熱量恒算，

(420(370285)97.52WCo po

(420370)WCw pw

(310285)KStm2KSt

KS 97.5 KS所以，

m 1.95

（1）o C (420370) Cpo

50 Cpo 3.9 3.9

（2）w C (310Cpw pw冷卻器長(zhǎng)度增加一倍后，420K T2t 285K2 tt 135T t假設(shè)： t

1 2 2 2m 2 2則 WCo po

(420T2

)WC (tw pw

285)2KStm2KSt

KS

t)m所以， Wmo

C (420T)C po 2 po

2 2(420t)2

（3）2KSt

KS (350

t)W m 2 2

w C (tpw 2

Cpw

(t 2T t)（1）=（3） 1.95=

2 2420T2

T t)（2）=（4） 3.9= 2 2 （6）t 2852解（5）和（6）方程，得： T=341.74K t=324.13K2 2t420324.1395.87 t341.7428556.741 2tt<2，則t用算術(shù)平均值合適。1 2 m425mm2.5mm鋼管，導(dǎo)熱系數(shù)/mK。冷水在管內(nèi)湍流流動(dòng)，給熱系數(shù) /m21

K，熱氣在環(huán)隙中湍流流動(dòng)，給熱系 /m22

K。不計(jì)垢層熱阻，試求：管壁熱阻占總熱阻的百分?jǐn)?shù)；內(nèi)管中冷水流速提高一倍，總傳熱系數(shù)K有何變化？環(huán)隙中熱氣體流速提高一倍，總傳熱系數(shù)K解：（1）1d d d 12K[21

2d 1

ln d1

]11 =[ ln ]12000 0.02 245 0.02 50=48.3W/m2K1總熱阻 0.02m2/W1K3管壁熱阻

d d 2ln2

0.025 0.025 ln 2 d1

245 0.02=6.2105m2K/W6.2105管壁熱阻分率為 31030.021（2） u0.820.820.820003.48103W/m2K1 11 0.025 1K[ 6.2105 ]/m2K3.48103 0.02 50K增加

49

1.3%K 48.3（3）20.82

20.850/m2K1 0.025 K[ 6.2105 ]/m21 0.025 2000 0.02 87.1K增加

82.1

69.6%K 48.3由上可知，管壁熱阻往往占分率很小，可忽略；提高K值，強(qiáng)化傳熱，應(yīng)在小處著手?；ぴ砦詹糠帜M試題及答案一、填空（填料效能高低的一個(gè)量是傳質(zhì)單元高度單元數(shù)如果板式塔設(shè)計(jì)不合理或操作不當(dāng)可能產(chǎn)嚴(yán)重漏液嚴(yán)重泡沫夾帶液泛 等不正常現(xiàn)象使無法工作。在填料塔中用清水吸收混合氣中HCl，當(dāng)水量減少時(shí)氣相總傳質(zhì)單元數(shù)NOG增加。一般來說兩組份的等分子反相擴(kuò)散體現(xiàn)精流單元操作中而A組份通過B組份的單相擴(kuò)散體現(xiàn)吸收操作中。板式塔的類型 泡罩塔浮閥塔篩板塔（說出三種；板式塔從總體上看汽液兩相 逆流接觸，在上汽液兩相錯(cuò)流接觸。易溶氣體溶液上方的分壓 小 ，難溶氣體溶液上方的分壓 大 ，只要組份在氣相中的分大于 液相中該組分的平衡分壓，吸收就會(huì)繼續(xù)進(jìn)行。壓減小 溫升高 將有利于解吸的進(jìn)行。某低濃度氣體吸收過程，已知相平衡常數(shù)m=1，氣膜和液膜體積吸收系數(shù)分別為k=2×10-4kmol/m3.s,k=0.4ya xakmol/m3.s,則該吸收過程及氣膜阻力占總阻力的百分?jǐn)?shù)分別氣膜控制，約100%；該氣體易 溶氣體。二、選擇根據(jù)雙膜理論，當(dāng)被吸收組分在液相中溶解度很小時(shí)，以液相濃度表示的總傳質(zhì)系B A大于液相傳質(zhì)分系數(shù) B近似等于液相傳質(zhì)分系數(shù)C小于氣相傳質(zhì)分系數(shù) D近似等于氣相傳質(zhì)分系數(shù)已知SO水溶液在三種溫度ttt下的亨利系數(shù)分別為E=0.0035atmE=0.011atm、E=0.00625atm，則A2 1 2 3 1 2 3t<t

t>t

t>t

t<t1 2 3 2

1 2 3 14吸收塔的設(shè)計(jì)中，若填料性質(zhì)及處理量（氣體）一定，液氣比增加，則傳質(zhì)推動(dòng)A傳質(zhì)單元B ，傳質(zhì)單元高C ，所需填料層高度 B 。A增大 B減小 C不變 D不能判三、計(jì)算有一填料吸收塔，在28101.3kPa，用清水吸收200m3/h5均。填料塔直徑為0.8m，填料層體積為3m，平衡關(guān)系為Y=1.4，已知Kya=38.5kmol/。問1）出塔氨水濃度為出口最大濃度的80在此條件下不會(huì)發(fā)生液泛）解（） Y1

0.051

0.05263 Y2

0.00041

0.0004惰性氣體流量 V20022.4

2730.05)7.69kmol/h301YX11

0.0376 X

0.80X1

0.0301VY) 7.69(0.052630.0004)XL 1 2XX1

13.34kmol/h0.03010YYmX 0.052631.40.03010.010461 1 1YY 0.00042Y

2YY 1 2

0.00308m Yln Y2 VY) 7.69(0.052630.0004)Z 1 2 6.74mK Y 38.50.7850.820.00308Ya m該塔現(xiàn)有填料層高度 Z 30.7850.82因?yàn)?ZZ 所以該塔不適合。（2）吸收劑用量增大10%時(shí)L1.113.3414.67kmol/h

6mL

V(YX

Y)7.69(0.052632X X2

14.67kmol/h 01 2 1X0.02741YYmX0.052631.40.02740.014241 1 1YY 0.00042 2Y0.01424

0.00387m ln0.014240.00045VY) Z 1 2 K Y 3578582 00387Ya m因?yàn)?ZZ 所以該塔適合。1.5m，進(jìn)塔混合氣組成為0.04（A的摩爾分率，下同，出塔尾氣組成為0.005，出塔水溶液濃度為0.012，操作條件下平衡關(guān)系為Y=2.5（1）液氣比為最小液氣比的多少倍？（2）所需填料層高度？（）0.0033，求此時(shí)填料層高度為若干米？（）Y 1 1

Y2

0.00531

0.00533X 1 1YY L

1 2

2.804X X 01 2YY YY

1 2 1 2

2.18min X X1 2

Y1)則 )min

(2）所需填料層高度？Z H NOG

SmV/L2.5/2.8040.8921 Y mXN

S)1

2 S]OG 1S Y mX2 21

0.892]105.11故 Z H N OG OG(3)此條件下的填料層高度。Y 2 1N1N

Y mXS1 2 S]OG 1S Y mX2 21

0.892]107.52Z H NOG OG

1.57.5211.28m，平衡關(guān)系出口濃度Y=0.0Y2=0.00，液體出口濃度X=0.01（均為摩爾比1）操作液氣比L/（2）氣相總傳質(zhì)單元高度HOG3如果限定氣體出口濃度Y=0.0016（）操作液氣比L/；YY

0.030.002L/V

1 2X X1

1.870.0150（2）氣相總傳質(zhì)單元高度H，OG因 ZH N SmV/L1.4/1.870.749OG OG1 YmXN S)1 2S]OG 1S Y2

mX2 1

0.03

0.749]10.749 0.00206.004故 H Z/N 9/61.5ZZ？由題意知Y=0.0015 其它條件不變，則 H2 新情況下的傳質(zhì)單元數(shù)為：

1.5不變 1 YmXN S)1 OG 1S YmX

S]2 1

20.03

0.749]10.749 0.001506.98ZH N故 OG

1.56.9810.47mZZ10.4791.47m84m，AY=1.5XX=0，Y=0.004，塔底2 2X=0.008，Y=0.02，求：1 1氣相總傳質(zhì)單元高度；操作液氣比為最小液氣比的多少倍；由于法定排放濃度Y2計(jì)，問填料層應(yīng)加高多少？解:（1）氣相總傳質(zhì)單元高度Y1.5X1

1.50.0080.012 Y02Y)Y) (0.020.012)0.004Y 1 1 2 2 0.00577m YY11

ln0.020.012ln 1Y2

Y 0.0042YY 0.020.004N 1 OG Ym

2.770.00577H Z/N 4/2.771.44m（2）操作液氣比為最小液氣比的多少倍7YY 0.020.004

=0，故 L/V 1 2 22 X X1 2

0.008YY Y

0.020.004(L/V)

1 2 1

1.2min

XX21 2

Y/m 0.021.51則（3）ZZ

(L/V)(

L/V

min

1.67Y0.002 Y0.02 X0 則2 1 2YY 0.020.0042L/V2

XX X 21 2 1X0.0091所以 Y1

1.5X1.50.0090.01351 Y)Y) (0.020.0135)0.002Y 1 1

0.00382m 0.020.0135YYln1 1

ln 0.002YY2 2 YY 0.020.002N 1 OG Ym

4.710.00382ZHOG

NOG

1.444.716.78m所以 ZZ6.7842.78m化工原理流體流動(dòng)部分模擬試題及答案一填空(1）流體在圓形管道中作層流流動(dòng)，如果只將流速增加一倍，則阻力損失為原來2 倍；如果只將管徑增加一而流速不變，則阻力損失為原來1/4 倍。(2）離心泵的特性曲線通常包括 H-Q 曲線、 η-Q N-Q 曲線，這些曲線表示在一定 轉(zhuǎn)速下，輸送某種特定的液體時(shí)泵的性能。處于同一水平面的液體維持等壓面的條件必須靜止的 連通著的 同一種連續(xù)的液體 流體在管內(nèi)流動(dòng)時(shí)，如要測(cè)取管截面上的流速分布，應(yīng)選皮托流量計(jì)測(cè)量。如果流體為理想流體且無外加功的情況下，寫出：?jiǎn)挝毁|(zhì)量流體的機(jī)械能衡算式Ezu2 p常數(shù)；2g g單位重量流體的機(jī)械能衡算式E2

p常數(shù)8單位體積流體的機(jī)械能衡算式Ezu2 p常數(shù)2g gzρ2ρ+Wρzρ2ρ+1 1 1 s 2 2 2ρ∑h，各項(xiàng)單位為Pa（N/m2）。f(6）氣體的粘度隨溫度升高增加 ，水的粘度隨溫度升高降低 。流體在變徑管中作穩(wěn)定流動(dòng)，在管徑縮小的地方其靜壓減小 。流體流動(dòng)的連續(xù)性方程是uAρ=uAρ=···=u；適用于圓形直管的不可壓縮流1 1 2 2體流動(dòng)的連續(xù)性方程ud=ud2=···=ud2 。11 22當(dāng)?shù)卮髿鈮簽?45mmHg測(cè)得一容器內(nèi)的絕對(duì)壓強(qiáng)為350mmHg，則真空度395mmHg 。測(cè)得另一容器內(nèi)的表壓強(qiáng)為1360mmHg，則其絕對(duì)壓強(qiáng)為2105mmHg。測(cè)流體流量時(shí)，隨流量增加孔板流量計(jì)兩側(cè)壓差值增加 ，若改用轉(zhuǎn)子流量計(jì)，隨流量增加轉(zhuǎn)子兩壓差值不變 。二選擇流體在管內(nèi)流動(dòng)時(shí)，如要測(cè)取管截面上的流速分布，應(yīng)流量計(jì)測(cè)量。A皮托管 B孔板流量計(jì) C文丘里流量計(jì) D轉(zhuǎn)子流量計(jì)。A氣縛現(xiàn)象 汽蝕現(xiàn)象 C汽化現(xiàn)象 D氣浮現(xiàn)象3離心泵的調(diào)節(jié)閥開大時(shí)B A吸入管路阻力損失不變B泵出口的壓力減小C泵入口的真空度減小D泵工作點(diǎn)的揚(yáng)程升高4流體流動(dòng)時(shí)的摩擦阻力損失h所損失的是機(jī)械能中C 項(xiàng)。fA動(dòng)能 B位能 C靜壓能 D總機(jī)械能在完全湍流時(shí)（阻力平方區(qū)，粗糙管的摩擦系數(shù) C A與光滑管一樣 B只取決于Re C取決于相對(duì)粗糙度 D與粗糙度無關(guān)已知列管換熱器外殼內(nèi)徑為殼內(nèi)裝有269根25×2.5mm的換熱管每小時(shí)有5×104kg的溶液在管束外側(cè)過，溶液密度為810kg/m3，粘度為1.91×10－3Pa·s，則溶液在管束外流過時(shí)的流型A 。A層流 B湍流 C過渡流 D無法確定某離心泵運(yùn)行一年后發(fā)現(xiàn)有氣縛現(xiàn)象，C 。A停泵，向泵內(nèi)灌液B降低泵的安裝高度C檢查進(jìn)口管路是否有泄漏現(xiàn)象D檢查出口管路阻力是否過大HHHH2H1如圖所示，用泵將水從貯槽送至敞口高位槽，兩 槽液面均恒定不變，輸送管路尺寸83×3.5mm，泵的進(jìn)出口管道上分別 安裝有真空表和壓力表真空表安裝位置離貯槽的水面高度H為壓 力表安裝位置離貯槽1的水面高度H為5m。當(dāng)輸水量為36m3/h時(shí)，進(jìn)水管 道全部阻力損失為21.96J/kg，出水管道全部阻力損失為4.9J/kg，壓力 表讀數(shù)為2.452×105Pa，泵的效率為70%，水的密為1000kg/m3，試 求：兩槽液面的高度差H泵所需的實(shí)際功率為多少kW？真空表的讀數(shù)為多少（1）兩槽液面的高度差H在壓力表所在截面2-2′與高位槽液面3-3′間列 柏努利方程，以貯液面為基準(zhǔn)水平面，得：9u2gH 22 2

gH3uu

3

h

ppf,23pp其中， h

4.9J/kg, u=0,f,23 3 32.451Pa,=5m, =Vs/A=2.205m/s2 2 22.2052 2.452105 4.9代入上式得： H5 29.74m29.81 10009.81 9.81泵所需的實(shí)際功率在貯槽液面0-0′與高位槽液面3-3′間列柏努利方程，以貯槽液面為基準(zhǔn)水平面，有：p0 3 hp03gH u2p W gHu2 030 2 e 2 f,03其中， h

6.864.9J/kg, u=u=0,p=0,H=29.4mf,03

2 3 2 3 0代入方程求得：W=298.64J/ge

W Vs s

363600

100010kg/s故 N WW 2986.4w，NNe 4.27kwe s e真空表的讀數(shù)在貯槽液面0-0′與真空表截面1-1′間列柏努利方程，有：u2gH 0

p2 p2

u

hp0 2 p

1 2

f,01其中，

96J/kg,H=，u=0,=0,=4.8m, =2.205m/sf,01

0 0 0 1 12.2052代入上式得，

p 1000(9.814.81

1.96)5.15104Pa2H=20mH1=2mH=20mH1=2m如圖所示輸水系統(tǒng)，已知管路總長(zhǎng)度（表之后管路長(zhǎng)度為80m，管路摩擦系數(shù)為0.03，管路內(nèi)徑為1000kg/3，泵的效率為0.，輸水量為153/（）整個(gè)J/kg（2）k（3）P。（）由題意知，

下同）100m0.05m管路的阻力損失，uVs

A

(36000.0524

2.12m/s則 hf

ld

u2

0.031000.05

2.1222

135.1J/kg（2）泵軸功率，kw；pp在貯槽液面0-0′與高位槽液面1-1′間列柏努利方程，以貯槽液面為基準(zhǔn)水平面，有：ppu2gH 00 2

W gHueu

1

hf,0110其中， h /kg, u=p=表壓H=20mf 0 1 1 0 0代入方程得：We

gH hf

9.8120331.3J/kg15又 W Vs s

360010004.17kg/s故 N WW 1381.5w，NNee s e

1727w1.727kw化工原理蒸餾部分模擬試題及答案一、填空精餾過程是利用部分冷凝和部分汽化的原理而進(jìn)行的。精餾設(shè)計(jì)中，回流比越大，所需理論板越少。減?。ㄔ龃螅p小，塔頂冷凝器中冷卻介質(zhì)消耗（增大、減小，所需塔徑增大（增大、減小。分離任務(wù)要求一定，當(dāng)回流比一定時(shí)，在5種進(jìn)料狀況冷液體 進(jìn)料的q值最大，提餾段操作線與平衡之間的距最遠(yuǎn) ,分離所需的總理論板最少 。相對(duì)揮發(fā)α=1，表示不能普通精餾分離 分離，但能萃取精餾或恒沸精餾分離 分離。100kmol/h，x=0.6，要求得到塔頂x0.9，則塔頂最大產(chǎn)量為66.7kmol/h。F D精餾操作的依據(jù)是 混合液中各組分的揮發(fā)度差異 ，實(shí)現(xiàn)精餾操作的必要條件包括 塔頂液相回流 和塔底上升蒸氣 。寫出相對(duì)揮發(fā)度的幾種表達(dá)式v

/xp/v = A p

y /y=A

=po

/po。 A B

p /

x /

A B二、選擇

B B

A B 已知q=1.1，則加料中液體量與總加料量之比C 。A1.1:1 B1:1.1 C1:1 D0.1:1精餾中引入回流下降的液相與上升的汽相發(fā)生傳質(zhì)使上升的汽相易揮發(fā)組分濃度提高最恰當(dāng)?shù)恼f法D A 液相中易揮發(fā)組分進(jìn)入汽相；汽相中難揮發(fā)組分進(jìn)入液相；液相中易揮發(fā)組分和難揮發(fā)組分同時(shí)進(jìn)入汽相，但其中易揮發(fā)組分較多；液相中易揮發(fā)組分進(jìn)入汽相和汽相中難揮發(fā)組分進(jìn)入液相必定同時(shí)發(fā)生。100kmol/h，x=0.6，要求得到塔頂x0.9B。F D60kmol/h B 66.7kmol/h C 90kmol/h D 不能定=x=0.，則y。n n-1A0.9 B0.3 C0.854 D0.7944‘某二元混合物全回流條件下x=0.3，則yD n n-1A0.9 B0.3 C0.854 D0.794精餾的操作線是直線，主要基于以下原D 。A理論板假定B理想物系C塔頂泡點(diǎn)回流D恒摩爾流假設(shè)BA塔板受腐蝕，孔徑增大，產(chǎn)生漏液，應(yīng)增加塔釜熱負(fù)荷篩孔被堵塞，孔徑減小，孔速增加，霧沫夾帶嚴(yán)重，應(yīng)降低負(fù)荷操作D降液管折斷，氣體短路，需更換降液管7B。11A篩板塔 B浮閥塔 C泡罩塔下列命題中不正確的A 。A上升氣速過大會(huì)引起漏液 B上升氣速過大會(huì)引起液泛 C上升氣速過大會(huì)使塔板效率下降D上氣速過大會(huì)造成過量的液沫夾帶二元溶液連續(xù)精餾計(jì)算中，進(jìn)料熱狀態(tài)的變化將引起以下線的變B 。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三、計(jì)算用一精餾塔分離二元液體混合物，進(jìn)料量100kmol/h，易揮發(fā)組分x=0.5，泡點(diǎn)進(jìn)料，得塔頂產(chǎn)品x=0.9，塔底釜液F Dx=0.0（皆摩爾分率，操作回流比R=1.6=2.2，塔頂為全凝器，求：W塔頂和塔底的產(chǎn)品量kmol/；第一塊塔板下降的液體組成x1寫出提餾段操作線數(shù)值方程；最小回流比。（）塔頂和塔底的產(chǎn)品量kmol/；F=D+W=100 （1）D0.9W0.05Fx 1000.550 （2）F上述兩式聯(lián)立求解得 W=47.06kmol/h D=52.94kmol/h第一塊塔板下降的液體組成x1因塔頂為全凝器， xD

xy 1 1 1( 1)x1y 0.9x 1 0.801 y1

2.251.250.9寫出提餾段操作線數(shù)值方程；VV(R1)D2.6152.94138.17LLqFRDF1.6152.94100185.23y W y W

185.23

47.060.05 則

V m

V 138.17 m

138.171.34x0.017m最小回流比。泡點(diǎn)進(jìn)料，q=1, x x 0.5q Fx

2.250.5y q 0.692q 11)xq

11.250.5x y

0.90.692R D

1.083min

y xq

0.6920.5用一連續(xù)精餾塔分離苯-甲苯混合溶液，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。原料液為氣液混合進(jìn)