化工原理試題庫答案解析((下冊),總)

1、化工原理試題庫(下冊)第一章蒸餾1. 當(dāng)二組分液體混合物的相對揮發(fā)度為A.c寸，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(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/hD.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 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)B(XF,XF) C(XD,XD) D(0,XD/(R+1

2、)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、X, 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_，塔釜再沸器熱負(fù)荷A QA變大，B變小，C不變，D不一定9. 連續(xù)精餾塔操

3、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 L/V B ，L N' A ，x B ，x A 。DWA變大，B變小，C不變，D不一定10. 精餾塔操作時(shí)，若F、x、q，加料板位置、D和R不變，而使操作壓力減小，則x A ，F(xiàn)"Dx B qA變大，B變小，C不變，D不一定11. 操作中的精餾塔,保f F, x, q,來變，若采用的回流比RvRmin,則x B, x AFDwA變大，B變小，C不變，D不一定12恒摩爾流假設(shè)是指A 。爾流量相等量流量相等積流量相等降液體的摩爾流量相等A在精餾段每層塔板上升蒸汽的摩B在精餾段每層塔板上升蒸汽的質(zhì)

4、C在精餾段每層塔板上升蒸汽的體D在精餾段每層塔板上升蒸汽和下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 。A q=1， L=L B q=1，V=VC q=1， L=VD q=1， L=V15.全回流時(shí)的精餾過程操作方 程式為 C 。n-1= Xn+1=xn+1n+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

5、（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 =VC、q =0， L =V D q =1， L =L 19. 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 =LB、q =1，V =VC q =0，L =V D q =1，L =L 20. 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21.

6、某二元混合物，若液相組成x為0.45，相應(yīng)的泡點(diǎn)溫度為t ;氣相組成y為0.45，相應(yīng)的露點(diǎn)溫A1A度為t，則（A ）2A.t1B.tt12C.t t21D.不能判斷22.兩組分物系的相對揮發(fā)度越小,則表示該物系用蒸餾分離越（B ）。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（D ）。A.理論板假定B.理想物系C.塔頂泡點(diǎn)回流D.恒摩爾流假定24. 分離某兩元混合物，進(jìn)料量 為10kmol/h ,組成x為0.6 ,若要求餾出液組成不小 于0.9 ,則最大的餾F出液量為（A ）。A.6.67kmol/hB.6kmol/h25.精餾塔中由塔頂往下的第n-1、n、C.9

7、kmol/hD.不能確定n+1層理論板，其氣相組成關(guān)系為（B ）。a. y y 1 b. ynn 1n1 y1nyn y nc. yy ynn n1D.不確定26.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XD1，用平衡蒸餾得氣相組成為X ，若D2A.兩種蒸餾方法所得氣相量相同，C ）。X >XB. X =XD1 D2D1 D2在精餾塔的圖解計(jì)算中，若進(jìn)料熱狀況變化，將使（C.X <xDi D2D.不能確定27.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

8、. X、X均增加DwC. X、X均不變DwCD. X減小、DX增加wXDA.D增大、R減小 B.D減小、R不變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X , XX ,相應(yīng)回流比為R，若，進(jìn)料熱狀況不變，則（ F27 F1 F2，2A.R<R B. R=R .C. R>R D.無法判斷1 2 1 2 1 231. 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）（C ）。A.16 層B.12 層29.操作中的精餾塔，若保持F、X、V不變，減小X，則（ wLC.D減小、R增大FD.D不變、R增大時(shí)X ,相應(yīng)回流比為R;進(jìn)料組成為時(shí) F1 77 1A ）。，若全

9、塔效率為50%則塔內(nèi)實(shí)際板數(shù)為32. 在常壓下苯的沸點(diǎn)為80.1（C ）。A.恒沸精餾B.普通精餾33. 精餾操作中，若將進(jìn)料熱狀（C ），提餾段斜率（A.增大 B.減小 C.不變34. 若連續(xù)精餾過程的進(jìn)料熱狀A(yù).1/2B.1/335. 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36. 直接水蒸氣加熱的精餾塔適比較，當(dāng)X、X、R、q、D WA.多 B.少 C.相等C.2AC.14層D.無法確定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. 萃取精餾D.水蒸氣精餾況由飽和液體改為冷液體進(jìn)料，B ），術(shù)精留段下降液體量（D.無法判斷況參數(shù)q=1/3，

10、則其中氣相與液D.3造成的。B.液流分布不均勻D. 液相在塔板間返混 用于（分離輕組分水溶液）的情 .回收率相同時(shí)，其所需理論板數(shù)要（D.無法判斷而其它條件不變，則精餾段操作 C ），提餾段下降液體量（相的摩爾數(shù)之比為（C ）況，直接水蒸氣加熱與間接水蒸）線斜率A ）。氣加熱相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（ 液兩相以（A.逆流 B.并流38. 某精餾塔內(nèi)，（A）飽和蒸汽接觸，而在每一塊塔板上汽C ）方式接觸。C.錯(cuò)流（D）不確定進(jìn)料熱狀況參 數(shù)為1.65，由此可判定物料以（ （B）飽和液體（C）過熱蒸汽（D）冷流體D）D.不完全39. 兩組分的相對揮發(fā)度越小，則

11、表示分離物系越（A.容易B.減少C.完全）方式進(jìn)料。、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)料無側(cè)線出料的連續(xù)精餾操作中，當(dāng)體系的壓力

12、、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。9. 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 ，x，q)仍保持不變， 則 R ，x ，x ，L' /V'。Dw11. 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x，Dxw12. 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013. 精餾塔設(shè)計(jì)中，回流比 越需理論板

13、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(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 單 蒸 餾 與 精 餾 的 主 要 區(qū) 別 是18. 精餾的原理是。_18. 精餾過程的恒摩爾流假設(shè)是 指。19. 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20. 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

14、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。21. 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。22. 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。23. 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），貝等板高度（HETP24. 總壓為1atm，95C溫度下苯與 甲苯的飽和蒸汽壓分別為 1168mmH與 475mmH，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）。苯與甲苯的相對揮發(fā) 度=25. 精餾處理的物系是混合物

15、，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和。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)，則溶液的相對揮發(fā)度 ，塔頂溫度 ，塔釜溫度，從平衡角度分 析對該分離過程 。31. 某兩組分體系，相對揮發(fā)度a =3,在全回流條件下進(jìn)行精餾操作 ，對第n、n+1兩層理論板（從塔頂往下計(jì)），若已知 y = °4,則y =。全回流操作通常適用于nn+1或

16、32. 精餾和蒸餾的區(qū)別在于 ；平衡蒸餾和簡單蒸餾的主要 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p0113.&Pa、p° 46kPa，則AB相對揮發(fā)度a =，平衡時(shí)液相組成 x ，氣相組成為y AA為。37. 最小回流比的定義是，適宜回流比通常取為R。 min38. 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，分離物系相對揮發(fā)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（

17、從塔頂往下計(jì)）的液相組成為 x20.45 x30.4,流出液組成x為0.96 （以上均為摩爾分率），貝第3層D塔板的氣相莫弗里效率為E M=。40. 在精餾塔設(shè)計(jì)這，若保持F、x、q、D不變，若增加回流比R，貝嘆 , x FDwL/V。41. 在精餾塔設(shè)計(jì)中，若F、x、x、x及R 一定，進(jìn)料由原來的飽和蒸 氣改為飽和液體，則所需理論 F'D W板數(shù)N_。精餾段上升蒸氣量VT、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<, x , x Dw43. 操作中的

18、精餾塔保持 F、x、q、V不變，若釜液量 W增加，則x, x_FDwL/V 44. 在連續(xù)精餾塔中，若x、x、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FD理論板數(shù)N , x .Tw45. 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。二、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,請分別求出精 餾段、提餾段操作方程。2. 用一常壓連續(xù)精餾

19、塔分離苯一甲苯混合液，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)料量為100kmol/h，進(jìn)料組成為x =0.5,F塔頂組成為x =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

20、率E =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 mv餾段操作線方程；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 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

21、條件下兩組分的平均相對揮發(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一甲苯液體混和物。在全濃度范圍內(nèi)，體系的平均相對揮發(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)）。7. 苯、甲苯兩組分混合物進(jìn)行常壓蒸

22、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%勺蒸汽冷凝返回塔頂。出冷凝器的蒸汽與冷凝液體呈平衡。對每種方法進(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？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1.5倍，操作條件下平均相對揮發(fā)度為2.5，試求 :（1

23、）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2y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 y .210. 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揮發(fā)度為3.0，試求：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 y。211. 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。（x 0.818 y 0.92）AA12. 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）13. 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

25、. 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 1.25k 0.018試求精餾段及提餾段的上升蒸汽量。（V V 142kmol/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）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75.3 C。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%勺原料加入一連續(xù)精餾塔

26、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一甲苯混合液，塔頂為全凝器，塔釜用間接蒸汽加熱，平均相對揮發(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

27、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/R =1.4）min18. 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 xwo （D=17.0kmol/h, W=83.0kmol/h, x =0.4385）W19. 用精餾分離某水溶液，水為難揮發(fā)組分，進(jìn)料F=1kmol/s，xF

28、=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

29、，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y （y 1.385< 0.0193 ; 0.786）222. 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

30、成為0.9，回流比為最小回流比 的1.2倍，物系的平均相對揮發(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。物系的平均相對揮發(fā)度為3.0。塔頂采用全凝器。實(shí)驗(yàn)測得塔頂?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，試求離開塔頂?shù)诙影宓纳仙羝M成y （0.825）225. 在連續(xù)精餾塔中分離苯一甲苯混合液。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

31、 2 倍，物系的平均相對揮發(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y （0.899）226. 實(shí)驗(yàn)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y 0.885,y0.842。已知物系平均相對揮發(fā)度為5，回流比為3.5，餾出液組成為0.95nn 1（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。 合進(jìn)料，汽

32、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y0.5 1.%試求：（°回流比；q=1/3）29. 在一常壓連續(xù)精餾塔中，分離苯-甲苯混合液。（1）q=2;（ 2）泡點(diǎn)進(jìn)料；（3）氣液混q線方程式如下：y 0.75x 0.2075餾出液組成；（3） q值（R=3 ; x 0.83;D塔頂為全凝器，塔釜為間接蒸汽加熱，泡點(diǎn)進(jìn)料。物系的相對揮發(fā)度a= 2.47。試計(jì)算：（1）全回流時(shí)，x0.95,第一塊D塔板上的氣相單板效率E0.7時(shí)，求第二塊塔板上升蒸汽組成；（2）進(jìn)料量為mv180kmol/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.

33、93 時(shí)，求x和x ;（3）若R 1.4 ，求R；（4）寫出精餾段操作線方程式。（0.916 ;Dwmin0.9 ， 0.028 ;1.7 ; y 0.638x0.326 ）n 1n30. 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

34、組成。31. 將180 kmol/h含苯0.4 （摩爾分率，下同）的苯一甲苯溶液，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?.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。32. 在常壓連續(xù)精餾塔中分離相對揮 發(fā)度為2.3的苯一甲苯混合液，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。 推導(dǎo)精餾段、提

35、餾段操作方程式。33. 在常壓連續(xù)精餾塔中分離相對揮 發(fā)度為2.3的苯一甲苯混合液，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。 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)精餾塔中分離相對揮 發(fā)度為2.3的苯一甲苯混合液，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

36、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。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 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。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

37、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，已知相對揮發(fā)度a為2.5。試求： 塔頂餾出液流量D; 塔釜?dú)堃毫髁縒組成x ;w 回流比R及最小回流比R ;min 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，已知相對揮發(fā)度a為2.

38、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'及組成x ;。m38. 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），汽液昆合物進(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 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：

39、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？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

40、）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。L'（提示：提餾段操作線方程為y' L' WI00kmol/h，組成為0.3 （易揮發(fā)組分摩爾流41. 在連續(xù)精餾塔中分離兩組分 理想溶液，原料液流量為 率），其精餾段和提餾段操作線方程分別為y 0.714x0.257（ 1） y 1.68 &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)料熱狀況參

41、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，下司），餾出液S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)。（1）20 C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 揮發(fā)度為2.47。原料液的泡點(diǎn)溫 度為94 C,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

42、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，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?/p>

43、層理論板的蒸汽組成；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

44、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

45、？對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

46、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：x =0.5077，y =0.7201。（1）若塔頂產(chǎn)品組成x =0.99，塔底產(chǎn)品的組成為x =0.02，問最小回流比為多少？塔底產(chǎn)品的純 度如DW何保證？（2）進(jìn)料室的壓強(qiáng)和溫度如何確定。（3）該進(jìn)料兩組份的相對揮發(fā)度為多少？（R =1.271，通過選擇合適的回 流比來保證；=2.49）.min50

47、. 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)）,已知苯一甲苯系統(tǒng)在 常壓 下 的相對揮發(fā)度為2.5。試求：（1）進(jìn)料的汽液相組成； 最小回流比。（液相 0.49 ;汽相 0.71 ; R =1.227）min51. 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0.97，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R。及所需理論板數(shù)：（1）原料液溫度為25C；min（2）原料為汽液混合物，

48、汽液比為3 : 4。已知苯一甲苯系統(tǒng)在常壓下的相對揮發(fā)度為2.5。（R =1.257 , N=10,第 5 塊加料；R =2.06 , N=11，第 6 塊加料）minTminT52. 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。（x =1.4021（-3, x =8.267104）D?W53. 操作線方程一

49、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 , x=0.5 , q=0, x =0.95,x =0.1 ,（以上均為摩 爾分率）,系統(tǒng)的相對揮發(fā)度=2

50、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 =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 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）20C 加料；（2）預(yù)

51、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）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92.3 O，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。Logpo=A-B/ （t+C） , A=6.9121Q B=1214.

52、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)平均相對揮發(fā)度為2.5。試求：（1）、塔頂工品流量D;、塔能殘液流量 W與組成；、最回流比；、精餾段操乍線方程；、 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

53、定，相對揮發(fā)度 為2。且知：F=100kmol/h , q=0, x =0.4 （摩爾分率，下同），x=0.95 , x =0.04 , S=60kmol/h。試求：、塔頂輕組分的回收率：、若呆Dw持S F、x、q、x、x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 , FD W組成x =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 ,料液的相對揮發(fā)度為3。

54、試求：、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；、若F、x、N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？F P22、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；、最、回流比：、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；、如采 用回流比R=4.3 ,求理論板數(shù)及全塔效率：、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