化工原理試題庫答案解析((下冊),總)

1、完美WORD格式.整理化工原理試題庫(下冊)第一章蒸播、選擇題1 .當(dāng)二組分液體混合物的相對揮發(fā)度為 C_時，不能用普通精儲方法分離。A.3.0B.2.0C.1.0D.4.02 .某精儲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 BA.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線方程一定通過X y直角坐標上的點 BA.

2、(Xw,Xw) B(XF,XF) C(XD,XD) D(0,XD/(R+1)5 .二元溶液的連續(xù)精儲計算中，進料熱狀態(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 .精儲操作是用于分離(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，則表明用蒸儲方法分離該混合液愈_B oA容易；B困難；C完全；D不完全8 .設(shè)計精儲塔時，若F、Xf、xD xW勻為定值，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,塔頂冷凝器熱負荷 C,塔釜

3、冉沸器熱負荷A 。A變大，B變小，C不變，D不一定9 .連續(xù)精儲塔操作時，若減少塔釜加熱蒸汽量，而保持儲出量D和進料狀況( F, xF,q )不 變時，貝U L/V B , L' N' A , xd B , x A 。A變大，B變小，C不變，D不一定10 .精儲塔操作時，若F、Xf、q,加料板位置、D和R不變，而使操作壓力減小，則XdA ,Xw B oA變大，B變小，C不變，D不一定11.操作中的精儲塔,保持F,xf,q,D不變，若采用的回流比 R<Rmin,則x d B 2xw A 。A變大，B變小,C不變，D不一定12 .恒摩爾流假設(shè)是指 A。A在精儲段每層塔板上升蒸

4、汽的摩爾流量相等B在精儲段每層塔板上升蒸汽的質(zhì)量流量相等C在精儲段每層塔板上升蒸汽的體積流量相等D在精儲段每層塔板上升蒸汽和下降液體的摩爾流量相等13 .精儲過程的理論板假設(shè)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 .精儲過程若為飽和?體進料，則 B。A q=1, L=LB q=1, V=V_ _ ' 'C q=1 , L=VD q=1, L =V15 .全回流時的精儲過程操作方程式為C。A y n = X nB yn-1 = X nC y n+1 = X nD yn+1 = X n+116

5、.精儲是分離（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（A、氣體 B、液體 C、固體D、揮發(fā)度 E、溶解度 F、溫度17 .精儲過程的恒摩爾流假設(shè)是指在精儲段每層塔板（ A ）相等。A、上升蒸汽的摩爾流量B 、上升蒸汽的質(zhì)量流量D ）的差異。C上升蒸汽的體積流量D、上升蒸汽和下降液體的流量18 .精儲過程中，當(dāng)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 一 一一 ' C、q =0 , L =V D 、q =1 , L =L19 .精儲過程中，當(dāng)進料為飽和蒸汽時，以下關(guān)系（ A ）成立。A 、q =0 , L =

6、L B 、q =1 , V =V 一 一一 'C 、q =0 , L =V D 、q =1 , L =L20 .精儲過程的理論板假設(shè)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Xa為0.45,相應(yīng)的泡點溫度為t1；氣相組成yA為0.45,相應(yīng)的露點溫度為t2,則（A ）。A.t1 t2B.t - t2C.t1 %D.不能判斷專業(yè)資料分享22 .兩組分物系的相對揮發(fā)度越小，則表示該物系用蒸儲分離越（B ）。A.容易 B. 困難 C. 完全 D. 不完全23 .精微

7、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.分離某兩元混合物，進料量為10kmol/h ,組成Xf為0.6 ,若要求儲出液組成不小于0.9,則最大的儲出液量為（A ）。A.6.67kmol/h B.6kmol/h C.9kmol/h D.不能確定25 .精微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. yn¥）ynynB.yn 書 （ynynC.ynQ = yn=ynD.不確定26 .在原料量和組成相同的條件下，用簡單蒸儲所得氣相組成為xD1 ,用平衡蒸儲得氣相組成為XD2，若兩種蒸儲方法

8、所得氣相量相同，則（ C ）。A. Xd 1 > X d 2B. Xdi = Xd2C.Xd 1 < X d 2D. 不能確 7E27 .在精微塔的圖解計算中，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 .操作中的精微塔，若選用的回流比小于最小回流比，則（D ）.A.不能操作 B. Xd、Xw均增加C. Xd、Xw均不變D. Xd減小、Xw增加 一 一 29 .操作中的精儲土苔,若保持 F、xD、xw、V不變，減小xF ,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、

9、R增大30 .用某精微塔分離兩組分溶液，規(guī)定產(chǎn)品組成。當(dāng)進料組成為時Xfi ,相應(yīng)回流比為 R;進料組成為時XF2, Xfi> Xf2,相應(yīng)回流比為 R,若，進料熱狀況不變，則（ A ）。A.R<R B. R 1=R2.C. R 1>R2 D.無法判斷31 .用精儲塔完成分離任務(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 .在常壓下苯白沸點為 80.1 C,環(huán)己烷的沸點為80.73 C,欲使該兩組分混合液得到分離，則宜采用（C ）。A.恒沸精儲 B.普通精儲C.萃取精儲 D.水蒸氣精

10、儲33 .精儲操作中，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，則精微段操作線斜率（C ），提微段斜率（ B），精微段下降液體量（ C），提微段下降液體量（ A ）。A.增大B.減小C.不變 D.無法判斷34 .若連續(xù)精儲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 ）。A.1/2B.1/3 C.235.溢流液泛是由于（ A.降液管通過能力太小 C.塔板上嚴重漏液D.3A )B.D.造成的。液流分布不均勻液相在塔板間返混A ）接觸，而在每一塊塔板上汽）方式進料。）36 .直接水蒸氣加熱的精儲塔適用于（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

11、熱相比較，當(dāng)XD、XW. R q、"、回收率相同時，其所需理論板數(shù)要（A.多 B.少 C. 相等 D.無法判斷37 .在精儲塔的設(shè)計中，設(shè)計思想是：在全塔汽液兩相總體呈（A液兩相以（C ）方式接觸。A.逆流B.并流C.錯流（D）不確定38 .某精儲塔內(nèi)，進料熱狀況參數(shù)為1.65,由此可判定物料以（ D（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（DA.容易 B. 減少 C. 完全 D. 不完全二、填空題1 .某連續(xù)精儲塔中，若精微段操作線的截距為零，則儲出液流量為 。2 .當(dāng)分離要求和回流比一定時， 進料的q值最小，此時分離所

12、需的理論塔板數(shù)O3 .蒸儲是指的化工單元操作。4 .在精儲塔實驗中，當(dāng)準備工作完成之后，開始操作時的第一項工作應(yīng)該是5 .實現(xiàn)精儲操作的必要條件是 ?口。6 .恒摩爾流假設(shè)成立的主要條件是-7 .某精儲塔設(shè)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, R x(D)不變，則W/F將, x(w)將,提儲段操彳線斜率將, 理論板數(shù)將。8 .在只有一股進料無側(cè)線出料的連續(xù)精儲操作中，當(dāng)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，提儲段的斜率就愈 ,完成相同的分離 任務(wù)所需的總理論板數(shù)就愈 ，故5種進料狀態(tài)種中，進料所需的理論板

13、 數(shù)最少。9 .直接蒸汽加熱與水蒸汽蒸儲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，若提儲段上升蒸汽量 V增加，而回流量和進料狀態(tài)(F, xf, q)仍保持不變， 貝U R xd, xw, L' N' 。11 .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xd, xw12 .精儲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 .精儲塔設(shè)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(shè)備費的總和將呈現(xiàn) 變化過程。14 .恒沸精儲與萃取精微主要針對的物系，采取加入第三組分的辦

14、法以改變原物系的15 .精儲設(shè)計中，當(dāng)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 .填料塔用于精儲過程中，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 儲 與 精 儲 的 主 要 區(qū) 別 是18 .精儲的原理是19 .精儲過程的恒摩爾流假設(shè)是指 。20 .進料熱狀況參數(shù)的兩種定義式為q=和q=,汽液混合物進.料日q值范圍 O21 .精儲操作中，當(dāng)回流比加大時，表示所需理論板數(shù) ,同時，蒸儲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 .精儲設(shè)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

15、程。23 .精儲操作中，當(dāng)回流比加大時，表示所需理論板數(shù) ,同時，蒸儲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 .某填料精儲塔的填料層高度為8米，完成分離任務(wù)需要1 6塊理論板（包括塔釜），則等板高度（HETP25 .總壓為1atm, 95 C溫度下苯與甲苯的飽和蒸汽壓分別為1168mmHgW 475mmHg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 .精儲處理白物系是 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 .精儲操作的依據(jù)是。實現(xiàn)精微操作的必要條件是和2

16、8 .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)a的大小 ，可用來，右=1 ,則表ZNO30 .在精儲操作中，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a=3,在全回流條件下進行精儲操作，對第 n、n+1兩層理論板（從塔頂往下計），若已知y n =04,則yn + i= 。 全回流操作通常適用于或。32 .精儲和蒸儲的區(qū)別在于 ;平衡蒸儲和簡單蒸儲的主要區(qū)別在33 .精儲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10

17、1.33kPa ,溫度為85c下，苯和甲苯的飽和蒸氣壓分別為p； =113.6kPa、pB =46kPa,則相對揮發(fā)度a =，平衡時液相組成 XA =,氣相組成為y a =36 .某精儲塔的精儲段操作線方程為y =0.72x +0.275 ,則該塔的操作回流比為 ,微出液組成為。37 .最小回流比的定義是 ,適宜回流比通常取為R min。38 .精儲塔進料可能有 種不同的熱狀況，當(dāng)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 .在某精微塔中，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（從 塔頂往下計）的液相組成為 x2=0.45、X3

18、=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 Emv=。40 .在精微塔設(shè)計這，若保持F、XF、q、D不變，若增加回流比 R,則Xd,Xw, L/V。41 .在精微塔設(shè)方f中，若 F、Xf、Xd、Xw及R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)Nt 。精微段上升蒸氣量V 、下降液體量 L;提微段上升蒸氣量V ,下降液體量L。42 .操作中的精微塔，增大回流比，其他操作條件不變，則精儲段液氣比L/V,提儲段液氣比L / V ）Xd）Xw o43 .操作中的精微塔保持 F、Xf、q、V不變，若釜液量 W增加，則Xd, Xw,L/V。44

19、.在連續(xù)精微塔中，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) Nt, Xw。45 .恒沸精流與萃取精儲的共同點是 。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)精儲塔分離后塔頂產(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)滿足包摩爾流假設(shè)，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 儲段、提儲段操作方程。2 .用一常壓連續(xù)精儲塔分離苯-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6

20、0kmol/h ,料液中含苯50%,所得殘液含苯5%,儲出 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：儲出液和殘液量？R= 2R小時的操作回流比？該操作條件下，精儲段和提儲段操作線方程式？3 .在常壓精儲塔內(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 默弗里效率曰=0.5。若要求輕組分收率為98%試計算：（1）塔釜儲出液組成；（2）精 儲段操作線

21、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)精儲塔分離由組分 A、B組成的理想混合溶液。原料液中含 A為0.40 ,儲出液中 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a值？5 .用一提儲塔分離某水溶液（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(shè)塔內(nèi)為包摩 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

22、%,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)精儲塔在常壓下分離苯-甲苯液體混和物。在全濃度范圍內(nèi)，體系的平均相對 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 儲段操作線方程和提儲段操作線方程；（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儲，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

23、均為摩爾分率），現(xiàn)用以下三種方法操作：連續(xù)平衡蒸儲、簡單蒸儲（微分 蒸儲）、連續(xù)蒸儲。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。8 .在常壓連續(xù)精微塔中，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）泡點進料。儲出液組成為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）提儲段操作方程（2） 離開第二層理論板（從塔頂往下數(shù)）的氣相組成

24、y29 .在常壓連續(xù)精微塔中，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。儲出液組成為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）提儲段操作線方程 （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)精微塔中，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，儲出液組成為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）提儲段操作線方程（2）離開第二層理論板（從塔頂往下數(shù)）的氣相組成 y20

25、11 .試計算壓力為101.33KPa,溫度為時84C,苯-甲苯物系平衡時，苯與甲苯在液相和氣相中的組成。(xA =0.818yA =0.92)12 .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，具組成y = 0.6 （摩爾分率），通過部分冷凝將蒸汽量中的 工流量冷 3凝為飽和液體，試求此時的氣、液相組成。氣液平衡關(guān)系為y = 0.46x+0.549 （ x= 0.5085;y =0.783 ）14 . 5.在連續(xù)精儲塔中分離兩組

26、分理想溶液，原料液流量為75kmol/h ,泡點進料。精儲段操作線方程和提儲段操作線方程分別為 y =0.723x+0.263和y = 1.25x - 0.018 試求精儲段 及提儲段的上升蒸汽量。（V = V，=142.3kmol/h）15 . 6.在常壓連續(xù)精微塔中，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40c為時得q值。已知進料泡點溫度為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

27、一連續(xù)精儲塔中，要求儲出液組成為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 .用板式精儲塔在常壓下分離苯-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4,塔頂儲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） 塔頂儲出液及塔釜采出液的組成；（2）精儲段及提儲段操作線

28、方程；（3）回流比與最 小回流比的比值。（0.928、0.021 ;精儲線 y=0.8x+0.1856、提儲線 y=1.534x-0.0112 ; R/Rmin=1.4）18 .在由一層理論板和塔釜組成的精儲塔中，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，要求塔頂儲出液中含苯量為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儲出液量D,塔釜排出液量W及濃度 xw。（D=17.0kmol/h,W=83.0kmol/h,x W=0.4385）19 .用精微分離某水溶液，水為難揮發(fā)組分，進料 F=1kmol/s,

29、 xF=0.2 （摩爾分率，下同）， 以飽和液體狀態(tài)加入塔中部，塔頂儲出量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）提儲段操作線（V=0.57kmol/s ; y=2.23x-0.0351 ）20 .在連續(xù)精儲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,儲出液中二硫化碳回收率為88%試求微出液流量和組成。（3.58kmol/h; 0.97）21 .在常壓連續(xù)精微塔中，分離兩組分理想溶液。原料液組成為0.5 （摩

30、爾分率，下同），飽和蒸汽進料。儲出液組成為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）提儲段操作線方程；（2）離開第2層理論 板（從塔頂往下計）的氣相 y2 （ y =1.385x-0.0193; 0.786）22 .在常壓連續(xù)精微塔中，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，儲出液組成為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儲段所需理論板數(shù)。（2塊）23 .在連續(xù)精儲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

31、同）儲出液組成為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)精儲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 ,且已知精儲段操作線方程為y=0.833x+0.15 ,試求離開塔頂?shù)诙影宓纳仙羝M成y2 （0.825）25 .在連續(xù)精儲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），儲出液組 成為0.95。氣-液混合進料，其中氣相占1/3 （摩爾數(shù)比），回流比為最小

32、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y2 （0.899）26 .實驗測得常壓精儲塔在部分回流下，精儲段某相鄰兩板的上升氣相組成分別為yn =0.885, yn串=0842。已知物系平均相對揮發(fā)度為 5,回流比為3.5，儲出液組成為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)精微塔中分離由 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 下列進料情況的精微段操作線和提儲段

33、操作線。（1） q=2; （2）泡點進料；（3）氣液 混合進料，汽化率為1/2。28 .在一常壓連續(xù)精儲塔中，精儲段操作線方程式和q線方程式如下：y=0.75x +0.2075y =-0.5x+1.5xf 試求：（1）回流比；（2）儲出液組成；（3） q 值（R=3 ; Xd = 0.83 ; q=1/3）29 .在一常壓連續(xù)精微塔中，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a =2.47。試計算：（1 ）全回流時，Xd = 0.95 ,第一塊塔板上的氣相單板效率Emv =0.7時，求第二塊塔板上升蒸汽組成；（2 ）進料量為180kmol/h,原料組成

34、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Xd和Xw； （3）若R=1.4Rmin ,求R; （4）寫出精儲段操作線方程式。（0.916 ;0.9 , 0.028;1.7; yn 書=0.638xn +0.326 )30 .常壓連續(xù)精微塔中，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），儲出液組成為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.精儲段上升

35、蒸汽量和提儲段下降 液體量，Kmol/h; 4.塔頂?shù)诙K理論板上下降的液相組成。31 .將180kmol/h 含苯0.4（摩爾分率，下同）的苯一甲苯溶液，在連續(xù)精微塔中進行分離，要求塔頂儲 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,求塔頂、塔底兩產(chǎn)品流量及精儲段、提儲段操作線方程式。32 .在常壓連續(xù)精微塔中分離相對揮發(fā)度為2.3的苯一甲苯混合液，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 儲出液中含苯0.95,塔底釜殘液中含苯 0.04,回流比取最小回流

36、比的1.4倍。計算（1）塔頂和塔底產(chǎn)品的流量。（2）推導(dǎo)精儲段、提儲段操作方程式。33 .在常壓連續(xù)精微塔中分離相對揮發(fā)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 儲出液中含苯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、提福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)精微塔中分離相對揮發(fā)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 （

37、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 儲出液中含苯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、提福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)、常壓精微塔中分離某混合液，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、精微段操作線方程；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 、提儲段操作線方程。0.4

38、（摩爾分率，下同），混合0.9,易揮發(fā)組分的回收率為36.在一連續(xù)、常壓精微塔中分離某液態(tài)二組元混合液，其中含易揮發(fā)組分液流量為1000 kmol/h ,塔頂采用全凝器，要求塔頂儲出液含易揮發(fā)組分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a為 2.5。試求： 塔頂儲出液流量 D;塔釜殘液流量 W組成xw；回流比R及最小回流比Rnin； 寫出提儲段操作線方程。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)、常壓精儲塔中進行分離。塔頂采用全凝器，要求塔頂儲出液含苯0.9,苯的回U攵率為90%泡點進料，泡點回流，回流比取最小回流

39、比的 1.5倍，已知相對揮發(fā)度a為2.5;求：1、塔頂儲出液流量 D;2、塔釜殘液流量W3 、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；。0.4 （摩爾分率，下同），汽液混合物進1/3。塔頂采用全凝器，要求塔頂易揮38.在一常壓連續(xù)精微塔中分離某二元混合液，其中含易揮發(fā)組分料，流量為100 kmol/h ,進料中蒸汽的摩爾流率占總進料量的發(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,提儲段內(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31.

40、01kg/m。試求：1 .塔頂儲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 .提儲段操作線方程？4 .提福段塔徑？39.常壓連續(xù)精微塔中，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），儲出液組成為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）精微段上升蒸汽量和提儲段下降液體量，Kmol/h ;4）塔頂?shù)诙K理論板上下降的液相組成。40 .在連續(xù)精微塔中，將含苯 0.

41、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 ,精微段操作線方程為 y=0.833x+0.15 。試求塔頂與塔底產(chǎn)品的組成，以及提儲段操作線方程。（提示：提儲段操作線方程為y' =x' -W xw ）L -WL -W41 .在連續(xù)精微塔中分離兩組分理想溶液，原料液流量為I00kmol/h,組成為0.3 （易揮發(fā)組分摩爾流率），其精福段和提福段操作線方程分別為y =0.714x+0.257(1) y = 1.686x0.0343(2)試求：（1）塔頂流出液流量和精微段下降液體流量（ kmol/

42、h）;（2）進料熱狀況參數(shù)q。42.在常壓連續(xù)精微塔中分離苯 -甲苯混合液，原料液組成為0.4（苯摩爾分率，下同），儲出液組成為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） 20c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)精微塔中分離苯-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

43、倍。若要求儲出液組成為0.9,苯的回收率為90%試分別求出泡點下回流時的精微段操作線方程和提儲段操作線方程。物系的平均相對揮發(fā)度為2.47。44 .用一連續(xù)精儲塔分離苯一甲苯的混合液，進料量為100kmol/h ,原料液中含苯 0.4 ,塔頂儲出液中含苯0.95 ,塔底儲出液中含苯 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）每小時儲出液及釜殘液量；b）原料液中汽相及液相組成；c）回流比；d）每小時塔釜產(chǎn)生的蒸汽量及塔頂回流的液體量；e）離開塔頂?shù)诙?/p>

44、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1000kmol/h,在一連續(xù)精儲塔中進 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a為 2.5。求： a）塔頂流出液流量 Db）塔釜殘液流量W . . 'c）精微段上升的蒸汽量 V及提儲段下降的液體量L。46 .某分離苯、甲苯的精儲塔進料量為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

45、，回流比為2。a）當(dāng)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(dāng)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、甲苯的精儲塔有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

46、種方案進行定性和定量分析。3）當(dāng)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(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，時回流比為0,此時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)精儲塔分離苯一甲苯的混合液，進料量為100kmol/h ,原料液中含苯 0.4 ,塔頂儲出液中含苯0.95 ,塔底儲出液中含苯 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：1）每小時儲出

47、液及釜殘液量；2）原料液中汽相及液相組成；3）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 .精儲塔采用全凝器，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） 該進料兩組份的相揮發(fā)度為多少？（R min=1.271 ,通過選擇合適的回流比來保證；0=2.49）.50 .常壓連續(xù)操作的

48、精微塔來分離苯和甲苯混和液，已知進料中含苯0.6（摩爾分數(shù)），進料狀態(tài)是汽液各占一半（摩爾數(shù)），從塔頂全凝器取出儲出液的組成為含苯0.98（摩爾分數(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）進料的汽液相組成；（2）最小回流比。（ 液相 0.49 ;汽相 0.71 ; Rin=1.227）51 .最小回流比與理論板數(shù)用一連續(xù)精儲塔分離苯一甲苯混合液，原料中含苯0.4 ,要求塔頂儲出液中含苯 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 鼻E。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 :

49、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 min=1.257 , NT=10,第 5 塊加料；Rmin =2.06 , N=11,第 6 塊加料）52 .物料恒算：1kmol/s的飽和汽態(tài)的氨一水混合物進人一個精微段和提儲段各有1塊理論塔板的精儲塔分離，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 d=1.402 X10-3, xw=8.267 父10-4）53 .操作線方程一連續(xù)精儲塔分離二元理

50、想混合溶液，已知精儲段某層塔板的氣、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(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2/3,試求：（1） 精微段操作線方程；（2） 提儲段操作線方程。（ 精微段 3y=2x+0.95 ;提儲段 3y=4.5x-0.195）54 .綜合計算：某一連續(xù)精微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)的相對揮發(fā)度：=2,塔頂為

51、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）。（"=89.5%; V' =11.07kmol/s; x 2=0.843）55 .熱狀況參數(shù)與能耗某苯與甲苯的混合物流量為 100kmol/h,苯的濃度為0.3（摩爾分率，下同），溫度為20C,采用精儲 操作對其進行分離，要求塔頂產(chǎn)品濃度為0.9,苯的回收率為90%,精儲塔在常壓下操作，相對揮發(fā)度為2.47 ,試比較當(dāng)時，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

52、 加料；（2） 預(yù)熱至泡點加料；（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)操作精微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），塔頂微處液含苯0.99,塔頂采用全凝器，回流比為最小回流比的1.5倍，原料液于泡點狀態(tài)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。Logp°=A-B/ （t+C）, A=6.91210

53、, B=1214.645 , C=221.20557 .有苯和甲苯混合液，含苯 0.4,流量1000kmol/h ,在一常壓精儲塔內(nèi)進行分離，要求塔頂儲出液中含 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(nèi)平均相對揮發(fā)度為2.5。試求：（1）、塔頂產(chǎn)品流量D;（2）、塔底釜殘液流量W與組成；（3）、最小回流比；（4）、精微段操作線方程；（5）、提儲段操作線方程（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(shù)為多少？ 58.某雙組分混合液，重組分為水。設(shè)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

54、全凝器，泡點回流。系統(tǒng)符合恒摩爾流假定，相對揮發(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)計時在塔上部有側(cè)線抽出（如虛線所示），抽出液量為0 , kmol/h ,組成xe =0.6,則該塔的最小回流比為多少？59 .擬設(shè)計一常壓連續(xù)精微塔以分離某易揮發(fā)組分為40%（摩爾百分率，下同），流量為100kmol/h的料液，要求儲出液組成為 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

55、0.7 ,料液的相對才軍發(fā)度為 3。試求：（1）、完成分離任務(wù)所需的實際塔板數(shù)及實際加料板位置；（2）、若F、xf、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？22、用一連續(xù)精儲塔分離苯與甲苯混合液，原料液中含苯0.40 ,塔頂儲出液中含苯 0.95 （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；（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。60 .某一正在操作的連續(xù)精微塔，有塔板15塊，塔頂

56、為全凝器，用于分離苯-甲苯混合液，料忒中含苯35%泡點進料，儲出液含苯 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，求提儲段最下一塊板 上升蒸汽組成。61 .某精儲塔用于分離苯-甲苯混合液，泡點進料，進料量為 30kmol/h ,進料中苯的摩爾分率為0.5,塔頂、塔低產(chǎn)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(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，求離開第二板的蒸汽和液體組成。62 .有一二元理想溶液，在連續(xù)精儲塔中精儲。原料掖組成為50% （摩爾衿，飽和蒸汽進料。原料處理量為每小時100kmol,塔頂、塔底產(chǎn)品量各為50kmol/h ,已知精微段操作線方程為