1、化工原理試題庫（下）第一章蒸餾一、 選擇題1.當二組分液體混合物的相對揮發度為（）時，不能用普通精餾方法分離。2.某精餾塔用來分離雙組分液體混合物，進料量為100Kmol/h，進料組成為0.6 ,要求塔頂產品濃度不小于0.9,以上組成均為摩爾分率，則塔頂產品最大產量為（D.不能確定 ）求岀。D.杠桿規則3. 在t-x-y相圖中，液相與氣相之間量的關系可按（A.拉烏爾定律B.道爾頓定律C.亨利定律4. q線方程一定通過 x y直角坐標上的點（:A.（xW,xW）B（xF,xF） C（xDxD）5. 二元溶液的連續精餾計算中，進料熱狀態參數A.平衡線B.操作線與q線C.平衡線與操作線丨6. 精餾操

2、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（0,xD/（R+1）q的變化將引起（ D.平衡線與q線）的變化。D.氣一液混合物7. 混合液兩組分的相對揮發度愈小，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. 設計精餾塔時，若F、xF、xD、xW均為定值，將進料熱狀況從q=1變為q>1，但回流比取值相同，則所需理論塔板數將（），塔頂冷凝器熱負荷（），塔釜再沸器熱負荷（）。A變大，B變小，C不變， D不一定9.連續精餾塔操作時，若減少塔釜加熱蒸汽量，而保持餾出量D和進料狀況（ 貝 H L/V，L，N一定。wdA變大，B變小,F, x

3、F,q）不變時，C不變，D不x、q，加料板位置、D和R不變，而使操作壓力減小，則 B變小， 保持F，x，C不變，10. 精餾塔操作時，若F、x。 wFDA 變大，11. 操作中的精餾塔， wD FA變大，B變小，恒摩爾流假設是指在精餾段每層塔板上升蒸汽的摩爾流量相等在精餾段每層塔板上升蒸汽的質量流量相等在精餾段每層塔板上升蒸汽的體積流量相等在精餾段每層塔板上升蒸汽和下降液體的摩爾流量相等 精餾過程的理論板假設是指進入該板的氣液兩相組成相等進入該板的氣液兩相組成平衡離開該板的氣液兩相組成相等離開該板的氣液兩相組成平衡 精餾過程若為飽和液體進料，則C不變，D不一定 q，D不變，若采用的回流比 D不

4、一定R< Rmin，貝U x12.13.14.，=1 'qLVqL=V D./ =1,，=1 C.15. 全回流時qLLqV=V，A. B.=1的精餾過程操作方程式為n+1n+1n+1n16.nn-1nn C y = xA y = xB y = x精餾是分離（）混合物的化工單元操作，其分離依據是利用混合物中各組分（的差異。A、氣體 B、液體 C、固體D、揮發度E、溶解度F、溫度17. 精餾過程的恒摩爾流假設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）成立。18. 精餾過程中，當進料為飽和液體時

5、，以下關系（ 'A 、 q =0 ， L =L B L =Lq =1 ， q =0 ， L =VD系( 19.、 q =1 ，V =V 頁25 共 頁 1 第C 、 ）成立。精餾過程中，當進料為飽和蒸汽時，以下關、 q =0 ， L =L， L =VD 、 q =1 C 、 q =0 )'V =Vq =1，L =LB 、 A20. 精餾過程的理論板假設是指（B、進入該板的氣液兩相組成平衡A、進入該板的氣液兩相組成相等D點溫度為為；氣相組成 21.某二元混合物，若液相組成0.45 為 0.45 AA1t )度為。，則(2A.t tB.t tC.ttD.不能判斷22211122.兩

6、組分物系的相對揮發度越小，則表示該物系（）。A. 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（(）。A. 理論板假定 B. 理想物系C.塔頂泡點回流D. 恒摩爾流假定離開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yxt，相應的露點溫，相應的泡X為0.6，若要求餾岀液組成不小于，組成0.9，則最大的餾24.分離某兩元混合物，進料量為10kmol/h f岀液量為（）。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，其氣相組成關系為（）。y y yy y yy y

7、 y d.a.不確定b. c.m n unnnnm nn nxx，若在原料量和組成相同的條件下，用簡單蒸餾所得氣相組成為，用平衡蒸餾得氣相組成為26. 2DD1 兩種蒸餾方法所得氣相量相同，則（）xxxxxx D. 不能確定 =<A. C. > 進料熱狀況變化 , 將使 （）。A. 平衡線發生變化B.C. 平衡線和 q 線變化D.B.2DDD21D1D1D2 27. 在精餾塔的圖解計算中 , 若操作線與 q 線變化 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（）.xxxxxx 增加減小、均不變、 D. 均增加 C. 、 A. 不能操作 B.D

8、DDwww xxxF、xV、不變， 減小、） 29. 操作中的精餾塔， 若保持、，則（ FFDw 增大 D.D 不變、 R B.D減小、不變C.D 減小、R增大RA.D增大、減小用某精餾塔分離兩組分溶液，規定產品組成。當進料組成為時， 相應回流比為； 進料組成為時， 相應 30. 。回流比為， 若， 進料熱狀況不變， 則（） 無法判斷 .C. R>R D.A.R<R B. R=R211122，則塔內實際板數為 50%（包括再沸器） ，若全塔效率為 31. 用精餾塔完成分離任務所需的理論 板數為8。）（無法確定層D. 層 B.12 層 C.14A.16°C，欲使該兩組分混合

9、液得到分離，則宜采用80.7380.1 C,環己烷的沸點為32.在常壓下苯的沸點為）。（D. 水蒸氣精餾 B. 普通精餾 C. 萃取精餾 A. 恒沸精餾精餾操作中， 若將進料熱狀況 由飽和液體改為冷液體進料，而其它條件不變，則精餾段操作線斜率33.）。），提餾段下降液體量 （），提餾段斜率（ ），精餾段下降液體量 （ 無法判斷 C. 不變 D.A. 增大 B. 減小 。，則其中氣相與液相的摩爾數之比為 （） 34.若連續精餾過程的進料熱狀況參數 q=1/3A.1/2B.1/3C.2D.3)的情況，直接水蒸氣加熱與間接水蒸直接水蒸氣加熱的精餾塔適用與(35.)、q a、回收率相同時，其所需理論板

10、數要(氣加熱相比較，當x、x、RD.無法判斷少C. 相等 BA 多)方式進料。1.65，由此可判定物料以(36.某精餾塔內，進料熱狀況參數為D)冷流體C ()過熱蒸汽(BA()飽和蒸汽 ()飽和液體)37.兩組分的相對揮發度越小，則表示物系分離的越(D.不完全困難 A.容易 B. C.完全頁25共頁2第38.二元溶液連續精餾計算中，進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.平衡線與操作線D.平衡線與q線二、填空題1. 某連續精餾塔中，若精餾段操作線的截距為零，則餾出液流量為。2. 當分離要求和回流比一定時， 進料的q值最小，此時分離所需的理論塔板數3. 蒸餾是指的化工

11、單元操作。4. 在精餾塔實驗中，當準備工作完成之后，開始操作時的第一項工作應該是5. 實現精餾操作的必要條件是 和 。6. 恒摩爾流假設成立的主要條件是 。7. 某精餾塔設計時，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,Rx(D)不變，則 W / F將，x(w)將，提餾段操作線斜率將 ，理論板數將。8. 在只有一股進料無側線出料的連續精餾操作中，當體系的壓力、進料組成、塔頂、塔底產品組成及回流比一定時，進料狀態 q值愈大，提餾段的斜率就愈，完成相同的分離任務所需的總理論板數.就愈，故5種進料狀態種中，進料所需的理論板數最少。9. 直接蒸汽加熱與水蒸汽蒸餾雖都是向釜

12、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，而回流量和進料狀態(F， x，q)仍保持不變，則R，FX，x，L' /V ' 。WD11.操作時，若 F、D、 xF、q,加料板位置、V不變，而使操作的總壓力增大，則x，x WD12. 精餾塔的塔頂溫度總低于塔底溫度，其原因之一是 ，原因之二13. 精餾塔設計中，回流比越 所需理論板數越少，操作能耗 。但隨著回流比的逐漸增大，操作費用設備費的總和將呈現 變化過程。14. 恒沸精餾與萃取精餾主要針對 的物系，采取加入第三組分的辦法以改變原物系的15. 精餾設計中，當進料為氣液混合物，且氣液

13、摩爾比為2:3，則進料熱狀態參數q值等于。.16. 填料塔用于精餾過程中，其塔高的計算采用等板高度法，等板高度是指；填料層高度.Z=。.17. 簡單蒸餾與精餾的主要區別是。.18. 精餾的原理是。19. 精餾過程的恒摩爾流假設是指 20. 進料熱狀況參數的兩種定義式為q=和q=，汽液混合物進料時q值范圍。21. 精餾操作中，當回流比加大時，表示所需理論板數 ，同時，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. 精餾設計中，隨著回流比的逐漸增大，操作費用 ，總費用呈現的變化過程。23. 精餾操作中，當回流比加大時，表示所需理論板數 ，同時，蒸餾釜中所需的加熱蒸汽

14、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，完成分離任務需要 16塊理論板（包括塔釜），則等板高度（HETP =。25. 總壓為1atm，95C 溫度下苯與甲苯的飽和蒸汽壓分別為1168mmHg 475mmHg則平衡時苯的汽相組成二 ，苯的液相組成二 （均以摩爾分率表示）。苯與甲苯的相對揮發度=。26. 精餾處理的物系是混合物，利用各組分的不同實現分離。吸收處理的物系是 混合物，利用各組分 的不同實現分離。27. 精餾操作的依據是。實現精餾操作的必要條件，是和。28. 氣液兩相呈平衡狀態時，氣液兩相溫度，液相組成氣相組成。29. 用相對揮發度a表達

15、的氣液平衡方程可寫為來，若a =1，則表示頁25共頁3第30. 在精餾操作中，若降低操作壓強，則溶液的相對揮發度塔釜溫程。31. 某兩組分體系，相對揮發度a（從塔頂往y4，.= 0 = ynn+1 。根據a的大小，可用，塔頂溫度，從平衡角度分析對該分離過=3，n、在全回流條件下進行精餾操作，對第n、n+1兩層理論板作通常適用于若下計），已知。則全回流操;平衡蒸餾和簡單蒸餾的主32. 精餾和蒸餾的區別在于要區別在_于33. 精餾塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度，其原因是oop 113.6kPa P 46kPa,則34.在總壓為101.33kPa，溫度為85 C下，苯和甲苯的飽和蒸氣壓分別為BAX y

16、，氣相組成為。相對揮發度a =，平衡時液相組成 aay 0.72x 0.275，則該塔的操作回流比為，35.某精餾塔的精餾段操作線方程為餾出液組成為。36.最小回流比的定義是，適宜回流比通常取為R。min. 37.精餾塔進料可能有種不同的熱狀況，當進料為氣液混合物且氣液摩爾比為2: 3時，則進料熱.狀況q值為。.38.在某精餾塔中，分離物系相對揮發度為2.5的兩組分溶液，操作回流比為3,若測得第2、3層塔板（從X 0.45、X 0.4,層3流岀液組成X為0.96塔頂往下計）的液相組成為（以上均為摩爾分率），則第D32塔板的氣相莫弗里效率為 E=。MV3 F、xxRDq、,若增加回流比，則，不變

17、，39.在精餾塔設計這，若保持 DFw . L/V。F、xx、xR 一定，進料由原來的飽和蒸氣改為飽和液體，則所需理論40.在精餾塔設計中，若及、fwd N LV、下降液體量。精餾段上升蒸氣量；提餾段上升蒸氣量板數 t.'LV，下降液體量。L/V41.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.xxLV，。/， dw . . F、xxxWV、q42.操作中的精餾塔保持、，不變，若釜液量，增加，則df L/VoxxRq、D/F相同，塔釜由直接蒸汽加熱改為間接蒸汽加熱，則所需43.在連續精餾塔中，若、dfNx， o理論板數TW . 44.恒沸精流與萃取精餾的

18、共同點是。兩者的主要區別是和三、計算題1. 某二元混合液含易揮發組分0.35，泡點進料，經連續精餾塔分離后塔頂產品濃度為0.96，塔底產品濃度為0.025 （以上均為易揮發組分的摩爾分率），設滿足恒摩爾流假設，試計算：（1）塔頂產品的采岀率 D/F為多少？（ 4分）；（2）如果回流比R為2,請分別求岀精餾段、提餾段操作 方程。2. 用一常壓連續精餾塔分離苯-甲苯混合液，原料液入塔時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%,餾岀液中含苯 98% （以 上組成均為摩爾百分率），苯對甲苯的平均揮發度為 2.5，試求：餾岀液和殘液量？（

19、2） R = 2R時 的操作回流比？ min該操作條件下， 精餾段和提餾段操作線方程式？3. 在常壓精餾塔內分離某理想二元混合物。已知進料量為100kmol/h，進料組成為x=0.5,塔頂組成為fx=0.98 （均為摩爾分數）；進料為泡點進料；塔頂采用全凝器，泡點回流，操作回流比為最小回流比d的1.8倍；氣液平衡方程為： y=0.6x+0.43，氣相默弗里效率 E=0.5。若要求輕組分收 率為98%，試計mv算：1.塔釜餾岀液組成；2.精餾段操作線方程；3.經過第一塊實際板氣相濃度 的變化。4. 用一連續精餾塔分離由組分 A、B組成的理想混合溶液。原料液中含 A為0.40，餾岀液中含 A為0.

20、95 （以上均為摩擦分率），已知進料熱狀況 q為0.6，最小回流比為1.50，試求相對揮發度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，泡點進料，進料組成頁25共頁4第為40%，塔頂蒸汽全部冷凝成液體產品而不回流，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。假設塔內為恒摩爾溢流和汽化，操作條件下 兩組分的平均相對揮發度為 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第二層實際板下降的液相濃度。用一連續精餾塔在常壓下分離苯-甲苯液體混和物。在全濃度范圍內，體系的平均相對揮發度為2.5

21、6. o泡點進料，進料量為100kmol/h。進料中苯含量為 0.4（摩爾分率）。規定塔頂產品中苯的含量為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）從塔頂開始數起，離開第二塊板的液相組成（小數點后取三位數）。苯、甲苯兩組分混合物進行常壓蒸餾，原料組成X（苯7.） = 0.7，要求得到組成為 0.8的塔頂產品（以上均為摩爾分率），現用以下三種方法操作：連續平衡蒸餾、簡單蒸餾（微分蒸餾）、連續蒸餾。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。

22、出冷凝器的蒸汽與冷凝液體呈平衡。對每種方法進料量均為100kmol/h，問塔頂、塔釜產量各為多少？汽化量為多少？已知 a =2.46。在常壓連續精餾塔中，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，8下同）泡點進料。餾岀液組成為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揮發度為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）的氣相組成y2在常壓連續精餾塔中，分離兩組分理想溶液。原料液組成為0.5 （摩爾分率，下同）飽和氣體進料。9.餾岀液組成為0.9，釜液組成為0.05，操作回流比為最小

23、回流比的2.0倍，操作條件下平均相對揮發度為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）的氣相組成y . 2在常壓連續精餾塔中，分離兩份理想溶液。原料液組成為0.5 （摩爾分率，下同）10.，飽和蒸汽進料，餾岀液組成為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揮發度為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）的氣相組成y。2試計算壓力為101.33KPa，溫度為時8411. C，苯-甲苯物系平衡時，苯與甲苯在液相和氣相中的組成。x 0.818y 0.92）（AA苯-甲苯混合液初始組成為0.4 （摩爾

24、分率，下同），在常壓下加熱到指定溫度，測得平衡的液相組成12.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）260.y流量冷凝為飽和液體，,13.某兩組分混合氣體，其組成通過部分冷凝將蒸汽量中的（摩爾分率）_ 3x 0.5085y 0.5490.783y 0.46x試求此時的氣、液相組成。氣液平衡關系為）；（14.在連續精餾塔中分離兩組分理想溶液，原料液流量為75kmol/h，泡點進料。精餾段操作線方程和提餾y 0.723x 0.263y 1.25x 0.018和 試求精餾段及提餾段的上升蒸汽量。段操作線方程分別為 142.3 Vkmol/hV ）（在常壓連續

25、精餾塔中，分離含甲醇為0.4 （摩爾分率）的甲醇-水混合液。試求進料溫度 40 C為時得15.q值。已知進料泡點溫度為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）。將含易揮發組分為 24%的原料加入一連續精餾塔中，要求餾岀液組成為95%，釜液組成為3% （均為16.，試求670kmol/h易揮發組分的摩爾分率）。已知進入冷凝器中蒸汽量為850kmol/h，塔頂回流液量為）；R=3.72塔頂、塔釜產品量及回流比。（D=180kmol/h ; W=608.6kmol/h1

26、7.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，平均相對揮發度，塔頂餾岀液中苯的回4,進料為為2.47150kmol/h、組成為0.4 （摩爾分率）的飽和蒸汽，回流比為）2收率為0.97，塔釜采岀液中甲苯的回收率為0.95，求：（1）塔頂餾岀液及塔釜采岀液的組成；（、0.021 ;精餾線y=0.8x+0.18563精餾段及提餾段操作線方程；（）回流比與最小回流比的比值。（0.928 ; R/R） =1.4提餾線min18.，含苯量為50%在由一層 理論板和塔釜組成的精餾塔中，每小時向塔釜加入苯甲苯混合液100kmol，塔頂采用全凝器，回流液為飽和液，泡點進料，要求

27、塔頂餾岀液中含苯量為（摩爾，下同）80%。體，回流比為3,相對揮發度為 2.5，求每小時獲得的塔頂餾岀液量D,塔釜排岀液量W及濃度xw ） =0.4385（D=17.0kmol/h, W=83.0kmol/h, x w xF=0.2 （摩爾分率，下同），以飽和液體 19.用精餾分離某水 溶液，水為難揮發組分，進料F=1kmol/s ,塔釜用飽和水蒸汽直接狀態加入塔中部，塔頂餾岀量 D=0.3kmol/s ,系統 a=3R=1.2RminxD=0.6 ,） y= 2.23x-0.0351 ; （2）提餾段操作線（通入加熱。試求：（1）蒸汽通入量 ;V=0.57kmol/s頁25共頁5第20. 在

28、連續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 （二硫化碳的質量分率，下同）。若要求釜液組成不大于 0.05，餾岀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揮發度 y 2 層理論板（從塔頂往下計）的氣相1）提餾段操作線方程； （ 2）離開第為 3。試求：（ 2y 1.385x 0.0193 ； 0.786）（

29、在常壓連續精餾塔中，分離兩組分理想溶液。已知原料液組成為0.6 22.（摩爾分率，下同） ，泡點進料，餾出液組成為 0.95，釜液組成為 0.04 ，回流比為 2，物系的平均相對揮發度為3.5。塔頂為全凝器。試用逐板計算法計算精餾段所需理論板數。（ 2 塊 ）在連續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， 23.試求以下兩種進料狀況下的操作回流比，倍，物系的平均相對揮發度為 2.0 回流比為最小回流比 的 1.24.79）（2.7 ； （ 1）飽和液體進料； （ 2）飽和蒸汽進料。 24. 在連續精餾塔中分離兩組分理想溶液。物 系的平均相對揮發

30、度為 3.0 。塔頂采用全凝器。實驗測得塔，試求離開塔頂第二，且已知精餾段 操作線方程為 y=0.833x+0.15 頂第一層塔板的單板效率 Eml 為 0.6y（0.825） 層板的上升蒸汽組成 225. 在連續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。倍，物系的平均相對揮發度（摩爾數比），回流比為最小回流比的2- 液混合進料，其中氣相占 1/3 氣 y（0.899） ，塔頂采用全凝器，試求從塔頂往下數第二層理論 板的上升蒸汽組成為 2.5226.實驗測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8420. y 0.885,

31、y （摩爾，餾岀液組成為 0.95。已知物系平均相對揮發度為5,回流比為3.51n n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，試繪岀下列進料情 況的精餾段操作線和提餾段操作線。（ 1）q=2；（ 2）泡點進料；（ 3）氣液混合進料， 汽化率為 1/2 。y 0.75x 0.2075 如下： 程餾塔中，精餾段操作線方式和 q 線方程式常 28. 在一壓連續精 y 0.5x 1

32、.5xx 0.83；q=1/3）值）餾岀液組成；（3）q （R=3 ； 試求：（1）回流比；（2DF29.在一常壓連續精餾塔中，分離苯 甲苯混合液。塔頂為全凝器，塔釜為間接蒸汽加熱，泡點進料。物x 0.95，第一塊塔板上的氣相單板效率（1）全回流時，系的相對揮發度a=2.47。試計算：dE 0.7時，求第二塊塔板上升蒸汽組成；時，要求塔（2）進料量為180kmol/h，原料組成為0.4mvxR 1.4RX,求R（3） 若；頂苯的回收率為 0.96，塔釜甲苯的回收率為 0.93時，求（4）和；minDwy 0.638x 0.326 ） 1.7 ；，0.028；（0.916 寫岀精餾段操作線方程式

33、。 ；0.9 n1n30. 常壓連續精餾塔中，分離某雙組分理想溶液，原料液在泡點下進料，進料量為 150Kmol/h ，組成為 0.4（摩爾分率，下同 ），餾岀 液組成為 0.9，釜殘液組成為 0.1 ，操作回流比為 3.5，全塔平均相對揮發度為 2，塔頂采用全凝 器，塔底采用間接蒸汽加熱，求： 1.塔頂、塔底產品流量， Kmol/h ； 2.回流比為最小回流比的倍 數； 3.精餾段上升蒸汽量和提餾段下降液體量，Kmol/h ； 4.塔頂第二塊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，在連續精餾塔中進行分離，要求 塔頂餾岀液中含苯

34、 0.95，釜殘液中含苯不高于 0.01，進料為飽和液體，回流比 R=2，求塔頂、塔 底兩產品流量及精餾段、提餾段操作線方程式。32. 在常壓連續精餾塔中分離相對揮發度為 2.3 的苯甲苯混合液，進料量 100kmol/h ，且為飽和液體進料，其中含苯 0.4 （摩爾分率，下同） 。塔頂采用全凝器，泡點回流，塔釜蒸汽間接加 熱。要求 塔頂餾岀液中含苯 0.95，塔底釜殘液中含苯 0.04 ，回流比取最小回流比的 1.4 倍。 計 算（ 1 ）塔頂和塔底產品的流量。（ 2）推導精餾段、提餾段操作方程式。33. 在常壓連續精餾塔中分離相對揮發度為2.3的苯一甲苯混合液，進料量 200kmol/h，

35、且為飽和液體進料，其中含苯0.4 （摩爾分率，下同）。塔頂采用全凝器，泡點回流，塔釜蒸汽間接加熱。要求 塔頂餾岀液中含苯 0.95，塔底釜殘液中含苯0.05，回流比取最小回流比的1.5倍。計算（1）塔頂和塔底產品的流量。（2）實際回流比、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. 在常壓連續精餾塔中分離相對揮發度為2.3的苯一甲苯混合液，進料量 200kmol/h，且為飽和液體進料，其中含苯0.4 （摩爾分率，下同）。塔頂采用全凝器，泡點回流，塔釜蒸汽間接加熱。要求塔頂頁25共頁6第餾岀液中含苯0.95，塔底釜殘液中含苯0.05，回流比取最小回流比的1.5倍。計算（1）塔頂和塔

36、底產品的流量。（2）實際回流比、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、常壓精餾塔中分離某混合液，要求塔頂產品組成為0.94,塔底產品為0.04 （摩爾分率），已知此塔進料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揮發度為 2，求：1、精餾段操作線方程；2、若塔底產品量 W=150kmol/h，求進料量F和塔頂產品量D; 3、提餾段操作線方程。在一連續、常壓精餾塔中分離某液態二組元混合液，其中含易揮發組分 0.4 （摩爾分率，下同），混合液流量為1000 kmol/h，塔頂采用全凝器，要求塔頂餾岀液含易揮發組分0.9,易揮發組分的回

37、收率為90%,泡點進料，回流比取最小回流比的1.5倍，已知相對揮發度a為 2.5。試求： 塔頂餾岀液流量 D; 塔釜殘液流量 W，組成x ; 回流比R及最小回流比R;寫 wmin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、常壓精餾塔中進行分離。塔頂采用全凝器，要求塔頂餾岀液含苯0.9,苯的回收率為90%泡點進料，泡點回流，回流比取最小回流比的1.5倍，已知相對揮發度a為 2.5; 求: 1、塔頂餾岀液流量 D; 2、塔釜殘液流量W;3、塔頂第二塊理論板上升的蒸汽量V及組成y ; 4、塔釜上一塊理論板下降的液體量L'及

38、組成X；。 m2在一常壓連續精餾塔中分離某二元混合液，其中含易揮發組分0.4 （摩爾分率，下同），汽液混合物進料，流量為100 kmol/h，進料中蒸汽的摩爾流率占總進料量的1/3。塔頂采用全凝器，要求塔頂易揮發組分的回收率為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。已知相對揮發度a 3。試求：平均密度1.01kg/m，蒸汽的平均分子量為79.1，為2.5，提餾段內上升蒸汽的空塔氣速為2 m/s 1.塔頂餾岀液中輕組分的流量？ 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？常壓連續精餾塔中，分離某雙組分理想溶液，原料液在泡點下

39、進料，進料量為150Kmol/h，組成為0.4 （摩爾分率、下同），餾岀液組成為 0.9，釜殘液組成為 0.1，操作回流比為 3.5，全塔平均 相對揮發度為2，塔頂采用全凝器，塔頂采用間接蒸汽加熱， 求：1）塔頂、塔底產品流量，Kmol/h ;2）回流比為最小回流比的倍數；3）精餾段上升蒸汽量和提餾段下降液體量，Kmol/h ; 4）塔頂第二塊理論板上下降的液相組成。在連續精餾塔中，將含苯0.5 （摩爾分率）的笨、甲苯混合液進行分離。已知為飽和蒸汽進料，進料量為100kmol/h，要求塔頂、塔底產品各為 50kmol/h，精餾段操作線方程為y=0.833x+0.15。試求塔頂與塔 WL xxy

40、 （提示：提餾段操作線方程為）底產品的組成，以及提餾段操作線方程。.一 wWL L Whkmol/，（易揮發組分摩爾流率），組成為在連續精餾塔中分離兩組分理想 溶液，原料液流量為1000.30343.x 0257y 1.686y 0.714x 0.）（其精餾段和提餾段操作線方程分別為2（1） h/kmolq ）進料熱狀況參數。）；試求：（1）塔頂流岀液流量和精餾段下降液體流量（2在常壓連續精餾塔中分離苯-甲苯混合液，原料液組成為0.4 （苯摩爾分率，下同），餾岀液組成為 0.97，釜殘液組成為 0.04，試分別求以下三種進料熱狀況下的最小回流比 和全回流下的最小理論板數。20 C下冷液體；飽和

41、液體；飽和氣體。假設操作條件下物系的平均相對揮發度為 2.47。原料液的泡點溫度為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。在常壓連續精餾塔中分離苯-甲苯混合液，原料液的流量為100，泡點下進料，進料組成為0.4 苯摩爾分率， 下同）。回流比取為最小回流比的 1.2倍。若要求餾出液組成為 0.9，苯的回收率為 90%， 試分別求出泡點下回流時的精餾段操作線方程和提餾段操作線方程。物系的平均相對揮發度為2.47。用一連續精餾塔分離苯甲苯的混合液，進料量為 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

42、中含苯 0.1 （以上均為摩爾分率） ，原料液為汽液混合進料，其中蒸汽 占 1/3 （摩爾比） 。苯甲苯的平均相對揮發度為 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：每小時餾出液及釜殘液量； 原料液中汽相及液相組成； 回流比； 每小時塔釜產生的蒸汽量及塔頂回流的液體量； 離開塔頂第二層理論板的蒸汽組成； 離開塔釜上 一塊理論板的液相組成。kmol/h ，在一連續精餾塔中進行分 0.4（摩爾分率，下同） ，流量為 1000 苯和甲苯的混合物，其 中含苯離。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 ，泡點進料，回流比 取最小回流

43、比的1.5倍。已知相對揮發度a為2.5。求：塔頂流岀液流量D;塔釜殘液流量 W精餾段上升的蒸汽 LV 。量及提餾段下降的液體量，塔釜濃度不 ，濃度為。 要求塔頂產品濃度不低于某分離苯、甲苯的精餾塔進料量為當滿足以上工藝要求時，2。泡點液相進料， 0.1 （皆為苯的摩爾分率） ，間接蒸汽加熱，回流比為大于 頁25 共 頁7 第 塔頂、塔底產品量各為多少？塔頂產品量能達到 560kmol/h 嗎？采岀最大極限值是多少？當塔 頂產品量為 535kmol/h 時，若要滿足原來的產品濃度要求，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 ，泡點液相進料，進料量為

44、1000kmol/h ，其 濃度為 0.175 ，要求塔頂產品濃度為 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？試對幾種解法進行比較。2、用該塔將塔頂產品濃度提高到 0.99 是否可行？若將塔頂產品濃度提高到 0.88 ，可采取何種措施？對其中較好的一種方案進 行定性和定量分析。3、當塔頂產品濃度為 0.85 時，最小回流比為多少？ 4、若塔頂冷凝水供應不足，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泵損 壞，時回流比為 0，此時塔頂及塔釜的組成和流量分別為多少？ （設塔板效率不下降）。用一連

45、續精餾塔分離苯甲苯的混合液，進料量為 100kmol/h ，原料液中含苯 0.4，塔頂餾岀液 中含苯 0.95 ，塔底餾岀液中含苯 0.1 （以上均為摩爾分率） ，原料液為汽液混合進料，其中蒸汽 占 1/3 （摩爾比） 。苯甲苯的平均相對揮發度為 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： 每小時餾岀液及釜殘液量； 原料液中汽相及液相組成；回流比； 每小時塔釜產生的蒸汽量及塔頂回流的液體量； 離開塔頂第二層理論板的蒸汽組成； 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，進料狀態為汽液共存，兩相組成如下：x=0.50

46、77 ,y=0.7201。ff 若塔頂產品組成 x=0.99，塔底產品的組成為 x=0.02 , 問最小回流比為多少？塔底產品的純度如wd何保證？（2）進料室的壓強和溫度如何確定。（3）該進料兩組份的相對揮發度為多少 ？（R=1.271，通過選擇合適的回流比來保證；=2.49） . min常壓連續操作的精餾塔來分離苯和甲苯混和液，已知進料中含苯0.6（摩爾分數 ），進料狀態是汽液各占一半 （摩爾數 ），從塔頂全凝器取出餾出液的組成為含苯0.98（摩爾分數 ） ，已知苯甲苯系統在常壓下的相對揮發度為2.5。試求：（ 1）進料的汽液相組成；（2）最小回流比。（液相 0.49；汽相 0.71；R=1

47、.227）min 最小回流比與理論板數用一連續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（以上均為摩爾分數）,R=4。求下面兩種進料狀況下最小回流比R。及所需理論板數：（1）原料液溫度為25C; min（2）原料為汽液混合物，汽液比為3 : 4。已知苯一甲苯系統在常壓下的相對揮發度為 2.5。（R=1.257 , N = 10，第 5 塊加料；R =2.06 , N = 11，第 6 塊加料）TminTmin 物料恒算：1kmol/s 的飽和汽態的氨水混合物進人一個精餾段和提餾段各有1 塊理論塔板的精餾塔分離，進料中氨的組成為 0.001（摩爾分

48、數 ）。塔頂回流為飽和液體，回流量為 1.3kmol/s ，塔底再沸器產 生的汽相量為0.6kmol/s。若操作范圍內氨一水溶液的汽液平衡關系可表示為y=1.26x，求塔頂、塔底的產品組成。-34） 10 x=8.267=1.402 （x 10，wd 操作線方程一連續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 的摩爾分數，下同 ）。塔頂為泡點回流。進料為飽和液體，其組成為0.46。若已知塔頂與塔底產量比為23，試求：（1）精餾段操作線方程；（2）提餾段操

49、作線方程。（精餾段 3y=2x+0.95 ；提餾段 3y=4.5x -0.195）綜合計算：某一連續精餾塔分離一種二元理想溶液，已知 F=10kmol/s ， x=0.5， q=0， x=0.95,x=0.1 ，（以上均為摩WDF爾分率），系統的相對揮發度=2，塔頂為全凝器，泡點回流，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）塔頂易揮發組分的回收率 ;頁 25 共 頁 8 第（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=0.843） 2熱狀況參數與能耗某苯與甲苯的混合物流

50、量為100kmol / h,苯的濃度為 0.3（摩爾分率，下同），溫度為20 C,采用精餾操作對其進行分離，要求塔頂產品濃度為0.9，苯的回收率為 90，精餾塔在常壓下操作，相對揮發度為 2.47，試比較當 N 時，以下三種工況所需要的最低能耗（包括原料預熱需要的熱量）:（1）20 C 加料；（2）預熱至泡點加料；（3）預熱至飽和蒸汽加料。已知在操作條件下料液的泡點為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

51、0.99，塔頂采用全凝器，回流比為最小回流比的 1.5倍，原料液于泡點狀態進塔，加料板上 的液相組成與進料組成相同.泡點為92.3。，求理論進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算。0=A-B/（t+C）， A=6.91210， B=1214.645， LogpC=221.205 有苯和甲苯混合液，含苯 0.4，流量 1000kmol/h ，在一常壓精餾塔內進行分離，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% ，泡點進料，取回流比為最小回流比 的 1.5 倍。已知塔內平均相對揮發度為2.5 。試求：(1)、塔頂產品流量 D ; (

52、2)、塔底釜殘液流量 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)、若改用飽和蒸汽進料，仍用(4)中所用的回流比，所需理論板數為多少？某雙組分混合液，重組分為水。設計時先按如下流程安排(圖中實線)，塔釜采用飽和蒸汽直接加熱。塔頂全凝器，泡點回流。系統符合恒摩爾流假定，相對揮發度為2。且知：F=100kmol/h，q=0, x=0.4F (摩爾分率，下同)，x=0.95，x=0.04，S=60kmol/h。試求：(1)、塔頂輕組分的回收 率；(2)、若保wd持S、F、x、q、x、x不變，設計時在塔上部有側線抽岀(如虛線所示) ，抽岀 液量為0， k

53、mol/h，wdf組成x=0.6，則該塔的最小回流比為多少？。擬設計一常壓連續精餾塔以分離某易揮發組分為 40%(摩爾百分率，下同) ，流量為 100kmol/h 的料液，要求餾岀液組成為 92%，回收率為 90%，料液為泡點進料，回流比為最小回流比的 1.5 倍，全塔效率為 0.7，料液 的相對揮發度為 3。試求：(1 )、完成分離任務所需的實際塔板數及實際加料板位置；(2)、若F、x、N不變，欲提高此物系易揮發組分的回收率，試定性說明可采用的措施有那些？PF22、用一連續精餾塔分離苯與甲苯混合液， 原料液中含苯 0.40，塔頂餾岀液中含苯 0.95(以上均為摩爾分 率)，原料液為汽液混合進

54、料，其中蒸汽占 1/3(摩爾分率) ，苯甲苯的平均相對揮發度為 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，求從塔頂往下數第二塊理論板下降的液相組成。某一正在操作的連續精餾塔，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%，泡點進料，餾岀液含苯 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，泡點進料，

55、進料量為30kmol/h ，進料中苯的摩爾分率為 0.5，塔頂、塔低產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 件下可取平均相對揮發度為2.4。 (1)、塔頂、塔底的產品量； ( 2)、若塔頂設全凝器，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，在連續精餾塔中精餾。原料掖組成為50% (摩爾 %) ，飽和蒸汽進料。原料處理量為每小時 100kmol ，塔頂、塔底產品量各為 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，泡點回流。試求：(1 )塔頂、塔底產品組成(用摩爾分率表示) ( 2)全凝器中每小時冷凝蒸汽量；( 3)蒸餾釜中每小時產生的蒸汽量；(4) 若全塔平均相對揮發度為3.0，塔頂第一塊板的液相莫弗里效率為 0.6，求離開塔頂第二塊板的汽相組成。用一連續精餾塔分離二元理想溶液，進料量為 100kmol/h ，進料組成為 0.4(摩爾分率，下同) ， 餾岀液組成為 0.9，