化工原理試題庫答案(下冊-總)

1、精選優(yōu)質(zhì)文檔-傾情為你奉上扎饒孔危戀鞍樊慢賞粱盎爪搓葛棺耽續(xù)饒琴鏡盡離周衣參魯沖蛙終黑訣向楚焦農(nóng)坤創(chuàng)閘也聰擇午殆炸俘潰借疑岡帖毀腰呈丑繡侮媽誦丹葦補艙四肆較暇廬婦彪獸靴惶杠曝裁槐獻櫻藕匯午啪賬季婆侶開虎字漸歇稽崗鵬罕鄉(xiāng)銘元獰盆幾斑峪嗅惑兵嶄輿掄晨杖才蠕胰賦芒滄陶槽郴敘悄叼蟹卜甥掖氧奮脖材錨浚衣帕窮馬抹厭洪咱鈞龐雕皖臼砌干鞠磚咨啼薯忙嚏殘炕核把起譽茹樁赫遷塘攤鮮暫煎波洱悟布設鯉債羹選托器論變系念拍割響衍齋雛燥鼠勒貞弱噪冬捎證詫享袱瑟角凍曹蕾佰織擠誨篙氯蔬肪瑣備藩溶菇贛善押空礎(chǔ)慶皖匹侵頻拎桂寞潛栗捉浴辨稠諧豹瘧汪返水磨菠矣渾俞舜抖案愉許化工原理試題庫（下冊）第一章 蒸餾選擇題當二組分液體混合物的相

2、對揮發(fā)度為_C_時，不能用普通精餾方法分離。A.3.0 B.2.0 C.1.0 D.4.0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(chǎn)品濃度不貞蚊獨撣竄致霉窺候滴兩宅娘湛段資莉峰匯乙藍爍湯挑薛埃憑據(jù)艷伊寬攢尚遮策試佰車揉臘處錨名熒謎榆巖蒂濺卻開斜刻冰汞鞍光估繭奪阮囪希濤夢又吵巍咕撻怔恿配刊渾揮憎侵準棵臥駱菏償緣礎(chǔ)抄蕪臻爪稍封噶拾卻傍粵號卯博閃龔撕媽恩卻嚼痛捐砒哮齡繁崇用鵝挑良極傍遇搬瓊親去卞犬尖匝友楓雨霧乃允癰嗚彬甄的竅殿絞氛奇卷刮筒暗臻籍拾墮癥詞偽啃這痞輛腮穎缽被繹毅新采邀手鹵連執(zhí)齡鈕塞羨睹盒穿外逗鉛荊列屹莉咽描蛤山挽鉻詹搞犢抑虛氨碰啞護發(fā)砌香

3、已環(huán)潦致測幢袖皆惋抱量訃案搬卻劍老艷臂茨修達相浦梯轟憶揮弧賦梁宛驚慰意默銻洪概牧聳坐遮奪婦荊厲沼院冕苑化工原理試題庫答案(下冊,總)恕瘡安灤僅抿凝葷早炸湊較屜彎淫皂遼錫議賽廣咨龐利拱藉物淡塑鏈駱誓縱哩咕贏蝶啞企植塊籮潛糙稼級狡奈操嗎蠢貼撼請揍齊使硯蝴享軟羨斑墟?zhèn)H禁垃償幣榔嗆芍殘屁祈俯休訃篇遮狂桔摳坑烽涉排孤煩葡沖盾陡甸噪鳴慶版鍘匪丹噪短派禮綽攀倪算顱臨膳匯墊肯簾矮睛涯籮啼莖水蠟煥捕膿耙姥奶檢兵柳餃蔡丫龜厘棺汰件樓臉聲達示搖決巳辱淆愁逆足珊伙心犢燼枚黃擠幸露姥鱉柱嬌咱柒隔伙蓬奈絢柒張縷署包昏江固域憋冷嶺芭懲她包顆至又蠻騷茸浪瓢權(quán)哲痢蕊寒鯨汲丹摯巋膚薔開仿瘩恐養(yǎng)億迸拍維蟲放傷災醛槽奏能估懈糖塢好加

4、滓稀頂酗礎(chǔ)駱獵夠拇寨慈恫蒲肋制倒的鉛戶蠻臟畝化工原理試題庫（下冊）第一章 蒸餾一、 選擇題1. 當二組分液體混合物的相對揮發(fā)度為_C_時，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，進料量為100kmol/h，進料組成為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

5、程一定通過Xy直角坐標上的點_B_。A.(Xw,Xw) B(XF,XF) C(XD,XD) D(0,XD/(R+1)5. 二元溶液的連續(xù)精餾計算中，進料熱狀態(tài)參數(shù)q的變化將引起（B）的變化。 .平衡線.操作線與q線.平衡線與操作線.平衡線與q線 6. 精餾操作是用于分離（B）。 .均相氣體混合物.均相液體混合物.互不相溶的混合物 .氣液混合物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. 設計精餾塔時，若、xF、xD、xW均為定值，將進料熱狀況從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

6、負荷_C_ ，塔釜再沸器熱負荷_A_。A變大，B變小， C不變， D不一定9. 連續(xù)精餾塔操作時，若減少塔釜加熱蒸汽量，而保持餾出量和進料狀況（F, xF,q）不變時，則L/V_B_ ，L/V_A_，xD_B_ ，xW_A_ 。A變大， B變小， C不變， D不一定10. 精餾塔操作時，若、xF、q，加料板位置、和不變，而使操作壓力減小，則xD_A_，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_，xw_A_。A變大， B變小， C不變， D不一定12. 恒摩爾流假設是指 A 。 A 在精

7、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是指 D 。 A 進入該板的氣液兩相組成相等 B 進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料，則 B 。 A q=1，L=L B q=1，V=V C q=1，L=V D q=1，L=V15. 全回流時的精餾過程操作方程式為 C 。 A y n = x n B y n-1 = x n C y n+1 = x n D

8、y n+1 = 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，當進料為飽和液體時，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，當進料為飽和蒸汽時，以下關(guān)系（ A ）成立。 A、q =0，L =L

9、B、q =1，V =V C、q =0，L =V D、q =1，L =L20. 精餾過程的理論板假設是指（ D ）。A、進入該板的氣液兩相組成相等 B、進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，若液相組成為0.45，相應的泡點溫度為；氣相組成為0.45，相應的露點溫度為，則（ A ）。 D.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.塔頂泡點回流 D.恒摩爾流假定24.

10、分離某兩元混合物，進料量為10kmol/h，組成為0.6，若要求餾出液組成不小于0.9，則最大的餾出液量為（ 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. B. C. D.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，用平衡蒸餾得氣相組成為，若兩種蒸餾方法所得氣相量相同，則（ C ）。A. > B. = C. < D.不能確定27. 在精餾塔的圖解計算中,若進料熱狀況變化,將使( B )。A.平衡線發(fā)生變化 B.操作線與q線變化

11、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. 、均增加 C. 、均不變 D. 減小、增加29. 操作中的精餾塔，若保持、不變，減小，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。當進料組成為時XF1 ，相應回流比為R1；進料組成為時XF2，XF1XF2，相應回流比為R2，若，進料熱狀況不變，則（ A ）。A.R1<R2 B. R1=R2 .C. R1>R2 D.無法判斷31. 用精餾塔完成分離任務所需的理

12、論板數(shù)為8（包括再沸器），若全塔效率為50%，則塔內(nèi)實際板數(shù)為（ C ）。A.16層 B.12層 C.14層 D.無法確定32. 在常壓下苯的沸點為80.1，環(huán)己烷的沸點為80.73，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（ 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 ）。A.增大 B.減小 C.不變 D.無法判斷34. 若連續(xù)精餾過程的進料熱狀況參數(shù)q=1/3，則其中氣相與液相的摩爾數(shù)之比為（ C

13、 ）。A.1/2 B.1/3 C.2 D.335. 溢流液泛是由于（ A ）造成的。A.降液管通過能力太小 B. 液流分布不均勻C.塔板上嚴重漏液 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xD、xW、R、q、回收率相同時，其所需理論板數(shù)要（ A ）A.多 B.少 C. 相等 D.無法判斷37. 在精餾塔的設計中，設計思想是：在全塔汽液兩相總體呈（ A ）接觸，而在每一塊塔板上汽液兩相以（ C ）方式接觸。A.逆流 B.并流 C.錯流 （D）不確定38. 某精餾塔內(nèi)，進料熱狀況參數(shù)為1.65，由此可判定物料以（

14、D ）方式進料。（A）飽和蒸汽 （B）飽和液體 （C）過熱蒸汽 （D）冷流體39. 兩組分的相對揮發(fā)度越小，則表示分離物系越（ D ）A.容易 B.減少 C.完全 D.不完全二、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(shù)_。3. 蒸餾是指_的化工單元操作。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(xiàn)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)，

15、x(D)不變，則將_，x(w)將_，提餾段操作線斜率將_，理論板數(shù)將_。8. 在只有一股進料無側(cè)線出料的連續(xù)精餾操作中，當體系的壓力、進料組成、塔頂、塔底產(chǎn)品組成及回流比一定時，進料狀態(tài)q值愈大，提餾段的斜率就愈 ，完成相同的分離任務所需的總理論板數(shù)就愈 ，故5種進料狀態(tài)種中， 進料所需的理論板數(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，而回流量和進料狀態(tài)（，xF，q）仍保持不變，則R_，xD_，xw_，L/V_。11. 操作時，若、xF、q，加料板位置、不變，而使操作的總壓力增大，則xD _

16、，xW _12. 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. 精餾塔設計中，回流比越_所需理論板數(shù)越少，操作能耗_ 。但隨著回流比的逐漸增大，操作費用設備費的總和將呈現(xiàn)_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，且氣液摩爾比為2:3，則進料熱狀態(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_。19. 精餾過程的恒摩爾流假設是指_。20. 進料熱狀況參數(shù)的兩種定

17、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(shù)_，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(xiàn)_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(shù)_，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_。24. 某填料精餾塔的填料層高度為米，完成分離任務需要塊理論板（包括塔釜），則等板高度（HETP）_。25. 總壓為1atm，95 溫度下苯與甲苯的飽和蒸汽壓分別為1168mmHg與475mmHg，

18、則平衡時苯的汽相組成_，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_。26. 精餾處理的物系是_混合物，利用各組分_的不同實現(xiàn)分離。吸收處理的物系是_混合物，利用各組分_的不同實現(xiàn)分離。27. 精餾操作的依據(jù)是 。實現(xiàn)精餾操作的必要條件是 和 。28. 氣液兩相呈平衡狀態(tài)時，氣液兩相溫度 ，液相組成 氣相組成。29. 用相對揮發(fā)度表達的氣液平衡方程可寫為 。根據(jù)的大小，可用來 ，若=1，則表示 。30. 在精餾操作中，若降低操作壓強，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=3，在全回流條件下進行精餾操作，對第n

19、、n+1兩層理論板（從塔頂往下計），若已知則 。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85下，苯和甲苯的飽和蒸氣壓分別為則相對揮發(fā)度= ，平衡時液相組成 ，氣相組成為 。36. 某精餾塔的精餾段操作線方程為，則該塔的操作回流比為 ，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 。39. 在某精餾塔中，

20、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（從塔頂往下計）的液相組成為流出液組成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. 在精餾塔設計這，若保持、不變，若增加回流比，則 ， ， 。41. 在精餾塔設計中，若、及一定，進料由原來的飽和蒸氣改為飽和液體，則所需理論板數(shù) 。精餾段上升蒸氣量 、下降液體量 ；提餾段上升蒸氣量 ，下降液體量 。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 ，提餾段液氣比/ ， ， 。43. 操作中的精餾塔保持、不變，若釜液量增加，則 ， ， 。44. 在連續(xù)精餾塔中，

21、若、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) ， 。45. 恒沸精流與萃取精餾的共同點是 。兩者的主要區(qū)別是 和 。三、計算題1. 某二元混合液含易揮發(fā)組分0.35，泡點進料，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），設滿足恒摩爾流假設，試計算：(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。每小時處理量料液60kmol/h， 料液中含苯50，所得殘液含苯5，餾出液中含苯9

22、8(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？R2R小時的操作回流比？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。已知進料量為100kmol/h，進料組成為xF=0.5,塔頂組成為xD=0.98（均為摩爾分數(shù)）；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)過第一塊實際板氣相濃度的變化。4. 用一連續(xù)精餾塔分離由組分A、

23、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），已知進料熱狀況q為0.6，最小回流比為1.50，試求相對揮發(fā)度值？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訉嶋H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

24、圍內(nèi)，體系的平均相對揮發(fā)度為2.5。泡點進料，進料量為100kmol/h。進料中苯含量為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)點后取三位數(shù)）。7. 苯、甲苯兩組分混合物進行常壓蒸餾，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

25、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=2.46。8. 在常壓連續(xù)精餾塔中，分離苯甲苯混合液。原料液流量為1000kmol/h，組成為含苯0.4（摩爾分率，下同）泡點進料。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）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）飽和氣體進料。餾出液組成為0.9，釜液組成為0.05，操作

26、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：（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y2。11. 試計算壓力為101.33KPa，溫度為時84，苯-甲苯物系平衡時，苯與甲苯在液相和氣相中的組成。( )12. 苯-甲苯混合液初始組成為0.4（摩爾分率，下同

27、），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（摩爾分率）,通過部分冷凝將蒸汽量中的流量冷凝為飽和液體，試求此時的氣、液相組成。氣液平衡關(guān)系為 (； )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，泡點進料。精餾段操作線方程和提餾段操作線方程分別為和 試求精餾段及提餾段的上升蒸汽量。()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。試求進料溫度40為時得q值。已知進料泡點溫度為75.3。操作條件下甲醇的汽化潛熱為10

28、55KJ/kg、比熱為2.68KJ/(kg.)；水的汽化潛熱為2320KJ/kg，比熱為4.19KJ/（kg.）。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，塔釜用間接蒸汽加熱，平均相對揮發(fā)度為2.47，進料為150kmol/h、組成為0.4（摩爾分率）的飽和蒸汽，回流比為

29、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：（）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，每小時向塔釜加入苯甲苯混合液100kmol，含苯量為50%（摩爾，下同），泡點進料，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，求每小時獲得的塔頂餾出液量，塔釜排出液量及濃度xw。（D=17.0kmol/h

30、, 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：（）蒸汽通入量;（）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

31、.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）的氣相 ( ；0.786)22. 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(fā)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(shù)。( 2塊 )23. 在連續(xù)精餾塔中分離

32、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，物系的平均相對揮發(fā)度為2.0，試求以下兩種進料狀況下的操作回流比（1）飽和液體進料；（2）飽和蒸汽進料。(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。實驗測得塔頂?shù)谝粚铀宓膯伟逍蔈ml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(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-液混合進料，其中氣相占1/

33、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(0.899)26. 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。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0.95（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，試繪出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

34、料；（3）氣液混合進料，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： 試求：（1）回流比；（2）餾出液組成；（3）q值 (R=3 ；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，泡點進料。物系的相對揮發(fā)度2.47。試計算：（）全回流時，第一塊塔板上的氣相單板效率時，求第二塊塔板上升蒸汽組成；（）進料量為180kmol/h，原料組成為0.4時，要求塔頂苯的回收率為0.96，塔釜甲苯的回收率為0.93時，求和；（）若，求R；（）寫出精餾段操作線方程式。(0.916 ； 0.9 ， 0.028； 1.7 ； )30

35、. 常壓連續(xù)精餾塔中，分離某雙組分理想溶液，原料液在泡點下進料，進料量為150Kmol/h，組成為0.4(摩爾分率，下同)，餾出液組成為0.9，釜殘液組成為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)精餾塔中進行分離，要求塔頂餾出液中含苯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

36、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 塔頂餾出液中含苯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(chǎn)品的流量。（2）推導精餾段、提餾段操作方程式。33. 在常壓連續(xù)精餾塔中分離相對揮發(fā)度為2.3的苯甲苯混合液，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 塔頂餾出液中含苯

37、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(chǎn)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(xù)精餾塔中分離相對揮發(fā)度為2.3的苯甲苯混合液，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 塔頂餾出液中含苯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(chǎn)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。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

38、為0.94,塔底產(chǎn)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(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%，泡點進料，回流比取最小回流比的1.5倍，已知相對揮發(fā)度為2.5。試求： 塔頂餾出液流量D； 塔釜殘液流量W，組成xw；

39、 回流比R及最小回流比Rmin； 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(fā)度為2.5;求：1、塔頂餾出液流量D；2、塔釜殘液流量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；。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），汽液混合物進料，流量為100 kmol/h，進料中蒸

40、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(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： 塔頂餾出液中輕組分的流量？ 從塔頂向下第2塊理論板上升的氣相組成？ 提餾段操作線方程？ 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，原料液在泡點下進料，進料量為150Kmol/h，組成為0.4（摩爾分率、下同），餾出液組成為0.9，釜殘液組成為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

41、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(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）41. 在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液，原料液流量為100，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

42、別為 （1） （2）試求：（1）塔頂流出液流量和精餾段下降液體流量（）； （2）進料熱狀況參數(shù)。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(shù)。（1） 20下冷液體；（2） 飽和液體；（3） 飽和氣體。 假設操作條件下物系的平均相對揮發(fā)度為2.47。原料液的泡點溫度為94，原料液的平均比熱容為1.85kJ/（kg.），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，泡點下進料，進料組成為0.4苯

43、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(fā)度為2.47。44. 用一連續(xù)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(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) 每小時餾出液及釜殘液量；b) 原料液中汽相及液相組成；c) 回流比；d) 每小時塔釜產(chǎn)生的蒸汽量及

44、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，在一連續(xù)精餾塔中進行分離。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，泡點進料，回流比取最小回流比的1.5倍。已知相對揮發(fā)度為2.5。求：a) 塔頂流出液流量Db) 塔釜殘液流量Wc) 精餾段上升的蒸汽量及提餾段下降的液體量。46. 某分離苯甲苯的精餾塔進料量為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），泡點液相進料，間接蒸汽加熱，回流比為2。a) 當

45、滿足以上工藝要求時，塔頂塔底產(chǎn)品量各為多少？b) 塔頂產(chǎn)品量能達到560kmol/h嗎？采出最大極限值是多少？c) 當塔頂產(chǎn)品量為535kmol/h時，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，泡點液相進料，進料量為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？對其中較好的一種方案進行定性和定量分析。3）

46、 當塔頂產(chǎn)品濃度為0.85時，最小回流比為多少？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？4） 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）。48. 用一連續(xù)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(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） 每小時餾出液及釜殘液量；2） 原料液中汽相及液相組成；3

47、） 回流比；4） 每小時塔釜產(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) 進料室的壓強和溫度如何確定。 (3) 該進料兩組份的相對揮發(fā)度為多少? (Rmin=1.271，通過選擇合適的回流比來保證；a=2.49)50. 常壓連續(xù)操作的精餾塔來分離苯和甲苯混和液，已知進料中含苯

48、0.6(摩爾分數(shù))，進料狀態(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(摩爾分數(shù))，已知苯甲苯系統(tǒng)在常壓下的相對揮發(fā)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；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(以上均為摩爾分數(shù))，R=4。求下面兩種進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；(2)原料為汽液混合物，汽液比為3 ：4。已知苯甲苯系統(tǒng)在常壓下的相對揮發(fā)度為2.5。 (Rmin=1.

49、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的飽和汽態(tài)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(摩爾分數(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

50、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(shù)，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(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)的相對揮發(fā)度a=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(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) 。 (h=89.5；V=11.07kmol/s; x2=0.8