化工原理精餾題教學(xué)內(nèi)容

此文檔僅供收集于網(wǎng)絡(luò)，如有侵權(quán)請(qǐng)聯(lián)系網(wǎng)站刪除此文檔僅供收集于網(wǎng)絡(luò)，如有侵權(quán)請(qǐng)聯(lián)系網(wǎng)站刪除只供學(xué)習(xí)與溝通只供學(xué)習(xí)與溝通五蒸餾汽液相平衡苯(A)與氯苯(B)的飽和蒸汽壓[mmHg]和溫度[℃]的關(guān)系如下:t80.9290100110120130131.80760100813351740223028203020A0 144.8 208.4 292.8 402.6 542.8 719 760B假設(shè)苯—氯苯溶液遵循Raoult定律,1atm下操作,試作：苯—氯苯溶液的t—x(y)y—x圖；用相對(duì)揮發(fā)度的平均值另行計(jì)算苯—x—y值。苯—甲苯混合液的組成x=0.4(摩爾分率),求其在總壓p=600[mmHg]下的泡點(diǎn)及平衡汽相組成。又苯和甲苯的混合氣含苯40％(體積％)，求常壓下的露點(diǎn)。苯—甲苯混合液聽從拉烏爾定律苯(A和甲(B的蒸汽壓0p0 [mmHg]按下述Antoine方程計(jì)算式中t為溫℃。A Blg0=6.89740-1206.350/(t+220.237)Alg0=6.95334-1343.943/(t+219.237)B某雙組分抱負(fù)物系當(dāng)溫度t=80=106.7kP0=40kP，液相摩爾組成為x=0.，試A B A求:與此液相組成相平衡的汽相組成y；A相對(duì)揮發(fā)度α。一雙組分精餾塔，塔頂設(shè)有分凝器，進(jìn)入分凝器的汽相組y=0.96(摩爾分率,下同)x=0.95，兩個(gè)組分的相對(duì)1 Dα=2，求:出分凝器的汽相組成y=?D出分凝器之液、汽的摩爾流率之比L/VD

=? 4附圖1atmx=0.6(摩爾分率)的甲醇—1/3時(shí)，求此時(shí)刻的釜液及餾出物的組成。設(shè)x=0.6四周平衡線可近視為直線，其方程為y=0.46x+0.549某二元混合物原料中易揮發(fā)組分x

=0.4(摩爾組成)，用平衡蒸餾的方式使50%的物料汽化，F(xiàn)試求氣相中易揮發(fā)組分的回收率〔設(shè)相對(duì)揮發(fā)度為3〕將含有24%(摩爾,以下同)易揮發(fā)組分的某液體混合物送入連續(xù)操作的精餾塔95%的易揮發(fā)組分，殘液中含有3%易揮發(fā)組分。塔頂蒸汽量為850[kmol/h]，回流量為670[kmol/h]，塔頂承受全凝器，試求塔頂易揮發(fā)組分的回收率及殘液量?，F(xiàn)有一連續(xù)精餾塔只有精餾段，用于A、B兩組分的分別。A與B7892100[kg/h]A10%(質(zhì)量%以下同)，進(jìn)料狀態(tài)為飽和蒸汽自塔底送入，如圖示。假設(shè)要求餾出產(chǎn)品中A95%，殘液中A1%,試求:塔頂餾出液的量、釜?dú)堃毫考八數(shù)恼羝扛鳛槎嗌賉kg/h]?回流比R?寫出該塔操作線的數(shù)值表達(dá)式。在連續(xù)精餾塔中,精餾段操作線方程y=0.75x+0.2075,q線方程為y=-0.5x+1.5x

,試求:回流比R(2)餾出液組成xD進(jìn)料液的q值當(dāng)進(jìn)料組成x

F=0.44時(shí),精餾段操作線與F提餾段操作線的交點(diǎn)處x值為多少?并要求推斷進(jìn)料狀態(tài)。習(xí)題8附圖q一常壓精餾塔將含苯0.4(摩爾分率以下同)的苯1000[kg/h],分別為組成x=0.97塔頂產(chǎn)品和x=0.02R=3.7,D w進(jìn)料溫度為2159.2[kJ/kmol·30807[kJ/kmol，甲苯汽化潛熱為33320[kJ/kmol]。試求：精餾段上升蒸汽量V和下降的液體量L[kmol/h];提餾段上升蒸汽量V′和下降的液體量L′[kmol/h]求塔頂冷凝器的熱負(fù)荷；如使用水為冷卻劑，且水初溫為20℃，出口溫度為50℃，求每小時(shí)耗水量[kg/h]?求再沸器的熱負(fù)荷；設(shè)加熱所用水蒸汽壓強(qiáng)為2.5[kgf/cm2](絕壓)，求蒸汽消耗量[kg/h]？寫出提餾段操作線方程數(shù)值表達(dá)式。0.50(摩爾分率)，回流比R=3，提餾段操作線斜率為1.25，截距為-0.0187，求x。D甲醇40%(摩爾分率)的甲醇水溶液100kmol，要求塔頂餾出液組成x=0.84，塔頂承受全凝器，回流比R=3,在操作條件下的平衡關(guān)系Dy=0.45x+0.55，求:塔釜液組成x；w每小時(shí)能獲得的餾出液量D。某連續(xù)精餾操作中，操作線方程如下：精餾段 y=0.723x+0.263 習(xí)題12附圖提餾段 y=1.25x-0.0187?某二元系統(tǒng)精餾塔在泡點(diǎn)下進(jìn)料，全塔共有三塊理論板及一個(gè)再沸器，塔頂承受全凝器，進(jìn)料位置在其次塊理論板上，塔頂產(chǎn)品組成x=0.9(摩爾分率)，二元系統(tǒng)相對(duì)揮發(fā)度α=4，進(jìn)料D組成為x=0.5(摩爾分率)，回流比R=1時(shí)，求:F離開第一塊板的液相組成x為多少?1進(jìn)入第一塊板的氣相組成y2

為多少?兩操作線交點(diǎn)d的氣液組成?組成為x

=0.45的原料以汽液混合狀態(tài)進(jìn)入精餾塔1:

=0.95(以F D上均為摩爾分率)95%，回流比R=1.5Rmin，相對(duì)揮發(fā)度α=2.5,試求:原料中汽相和液相組成;列出提餾段操作線方程。精餾設(shè)計(jì)型計(jì)算欲設(shè)計(jì)一連續(xù)精餾塔用以分別苯和甲苯各50%的料液,要求x=96%，x=5%(以下均為摩D w爾%)。泡點(diǎn)進(jìn)料，操作回流比R=3，系統(tǒng)相對(duì)揮發(fā)度為2.5，試用逐板計(jì)算法求所需的理論板數(shù)與加料板的位置。某二元混合液的精餾操作過(guò)程如下圖。原料以飽和液體狀態(tài)直接參加塔釜，原料組x=0.52(摩爾分率,下同)，要求塔頂產(chǎn)品組成x=0.8，D/F=0.5α=3.0，F(xiàn) DR=3.0(操作滿足恒摩爾流假定)。習(xí)題17附圖 習(xí)題19附圖乙烯—R=5，且x=0.9,x=0.1，D wx=0.5(均為乙烯的摩爾分率)。試用圖解法求取所需的理論板數(shù)。F0.3100kmol/h的甲醇—水溶液，泡點(diǎn)進(jìn)料,0.950.015(以上均為摩爾分率),精餾段操作線為:y=0.6x+0.38;操作條件下的平衡關(guān)系如下圖，試求：塔頂及塔底的產(chǎn)品流量(kmol/h);塔的理論板數(shù)及進(jìn)料位置:流入再沸器的液相流量及組成，離開再沸器的氣相流量及組成。x=0.45，x

=0.95(以上均為摩爾分率)。進(jìn)料狀態(tài)F D為汽液混合物,其中汽液比為1:2(摩爾比)α=4.6。試求:原料中汽相和液相組成;最小回流比Rmin。試用捷算法計(jì)算環(huán)氧乙烷—環(huán)氧丙烷連續(xù)精餾塔的理論板數(shù)與加料板位置。如全塔效率E=70%，求實(shí)際板數(shù)(釜可視為一塊理論塔板)和實(shí)際加料板位置。x=0.6,O Fx=0.98,x=0.05(皆為環(huán)氧乙烷的摩爾分率)，R=1.5Rminα=2.47，飽和液體進(jìn)料。D w今用連續(xù)精餾塔同時(shí)取得兩種產(chǎn)品x =0.9，x =0.7(如下圖)，x=0.4(以上均為摩D1 D2 F爾分率)，泡點(diǎn)進(jìn)料，R=2α=2.4，D/D=2(摩爾比)。求精餾段所需的理論論板數(shù)。1 2(逐板計(jì)算法與圖解法均可)。35%與水65%95%的餾出液與含甲醇4%的殘液(均為%摩爾)。操作回流比R=1.5，料液溫度為20℃，釜中用直接蒸汽加熱，35%78℃，比熱為0.88[kcal/kg·℃]；水的552[kcal/kg]1atm下,甲醇—水的平衡數(shù)據(jù)如下：x00.020.040.060.080.10.150.2y00.1340.2340.3040.3650.4180.5170.579x0.30.40.50.60.70.80.91.0y0.6650.7290.7790.8250.870.9150.9581.0習(xí)題22附圖 習(xí)題24附圖在常壓連續(xù)精餾塔中分別A、B混合液(如下圖)。兩股進(jìn)料狀況如下: F=100kmol/h，1x =0.6(摩爾分率，下同);F=200kmol/h，x =0.2,均為飽和液體進(jìn)料。要求分別后餾出液中組分F1 2 F2A0.8A濃度不于0.022。試求兩股進(jìn)料間的操作線方程。精餾操作型計(jì)算—24層塔板(實(shí)際板數(shù))x=0.5的苯甲苯溶液。全塔效率為50%，泡—FD點(diǎn)進(jìn)料，加料板位置為第14層板。現(xiàn)要求x =0.98，再沸器最大蒸發(fā)力量V′=2.5[kmol/h]，求D餾出液的最大產(chǎn)量。為測(cè)定塔內(nèi)塔板效率，在常壓下對(duì)苯—甲烷物系進(jìn)展全回流精餾。待操作穩(wěn)定后，測(cè)得相鄰三層塔板的液相組成為：x =0.43，x=0.285，n-1 nn+1x =0.173α=2.46n板和n+1板的板效率。n+1如圖示的精餾塔具有一塊實(shí)際塔板及一只蒸餾釜，原料予熱到泡點(diǎn)，由塔頂連續(xù)參加，x=0.20(摩爾分率,以下同)。今測(cè)得塔頂產(chǎn)品易揮FD80%x=0.28α=2.5。試求該D塊塔板的板效率。設(shè)蒸餾釜可視為一塊理論塔板。如下圖的苯—甲苯常壓連續(xù)精餾塔，塔頂設(shè)置全凝器，泡點(diǎn)回流。塔內(nèi)有三層理論板，而且塔釜可視100kmol50mol%的苯—甲苯85kmol%:回流比R，塔底排出液組成Xw，塔頂產(chǎn)品D及塔釜蒸發(fā)量V′；?綜合計(jì)算題擬設(shè)計(jì)一常壓連續(xù)精餾塔以分別某易揮發(fā)組分含量為40%(mol%下同)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?；亓鞅葹樽钚』亓鞅鹊谋?，全塔效率為0.7，操作條件下物系的平衡關(guān)系見附圖。試求:完成分別任務(wù)所需的實(shí)際塔板數(shù)及實(shí)際加料板的位置；

為不變，欲提高此系統(tǒng)易揮發(fā)組分的回收率，試定性說(shuō)明可采用的措F p施有哪些?用一連續(xù)精餾塔分別苯、甲苯液體混合物，塔頂設(shè)全凝器，塔底設(shè)有再沸器，進(jìn)料量為150kmol/h，其中含苯0.4(摩爾分率,下同)，泡點(diǎn)進(jìn)料，通過(guò)取樣測(cè)得塔頂餾出液中苯回收率為92.20%，塔底產(chǎn)品中苯的組成為0.05，實(shí)際操作回流比R=2.43，操作條件下平衡關(guān)系如下圖，假設(shè)設(shè)該塔在最適宜位置進(jìn)料。試求:塔頂、塔底產(chǎn)品流量及塔頂組成;該塔具有理論板數(shù)和進(jìn)料位置;精餾段及提餾段液氣比各為多少？因長(zhǎng)期操作再沸器內(nèi)結(jié)垢，試問(wèn)對(duì)塔頂產(chǎn)質(zhì)量有何影響?如何才能維持正常生產(chǎn)?(設(shè)產(chǎn)品流量不變)。 某兩組分混合液用精餾分別，其易揮發(fā)組分在進(jìn)料中濃度為50%(摩爾)，泡點(diǎn)進(jìn)料，系統(tǒng)α=260%(摩爾%)R=0.8時(shí)釜底與塔頂產(chǎn)口的組成各為多少？R=1.5時(shí)，試?yán)L出表示精餾段和提餾段操作線的示意圖。某二元混合物以飽和蒸汽狀態(tài)參加精餾塔的中部，x=0.5(摩爾分率,下同)，x

=0.9，F(xiàn) Dx=0.05α=3R=2Rmin。試求:w提餾段操作線方程;進(jìn)入第一塊理論板(由頂往下數(shù))的汽相濃度;假設(shè)因故塔釜停頓加熱，欲維持X 不變應(yīng)如何操作？此時(shí)塔釜排液x=？D wS=50kmol/h由塔底進(jìn)入，加料組成x=0.2(摩爾分率,下同)20℃，F(xiàn)=100kmol/h，料液由塔頂參加，無(wú)回流，試求F塔頂產(chǎn)品濃度x 及易揮發(fā)組分的回收率η。D在此題范圍內(nèi)平衡關(guān)系可表示為 y=3x，液相組成為x=0.2時(shí)，泡點(diǎn)為80℃，比熱為100kJ/kmol·40000kJ/kmol。x

=0.40(摩爾分率,下同)，x=0.1,y=0.63,塔頂蒸汽全部冷F w 1凝為泡點(diǎn)液體，該液體在貯罐內(nèi)靜止分層，上層組成x=0.9作為產(chǎn)品，下層x=0.5于泡點(diǎn)下回D 0流，試在y～x圖上作圖求理論塔板數(shù)。α=2A、B二元混合物。測(cè)得進(jìn)n100Kmol/hy=0.3，進(jìn)入液A100Kmol/hx=0.4A、B的摩爾潛熱近似相A等，熱損失為零，無(wú)視顯熱變化。該板的液相默弗里效率E =0.5，問(wèn)離開該板的氣液相組成各為多少？mL(塔內(nèi)沒(méi)有塔板)，原料直接參加塔釜，原料組成x=0.7(摩爾分率,下F同)，要求塔頂產(chǎn)品組成x=0.8。塔頂設(shè)分凝器，其中50%的蒸D100Kmol/h。問(wèn)塔頂、塔釜產(chǎn)量為多少？氣化量為多α=2.46x=0.3(摩爾分率,下同)，F(xiàn)回流比R=，塔頂采出率D/F=0.〔摩爾比，物系的。試求：當(dāng)塔頂產(chǎn)品組成x=0.7時(shí)，精餾段及提餾段的操作線數(shù)值方程。D板數(shù)不限時(shí)，餾出液最大濃度。某精餾塔分別A〔其中A為易揮發(fā)組分

=0.95，x=0.1,x=0.5，D w F原料為飽和液體。塔頂設(shè)全凝器，泡點(diǎn)回流?；亓鞅萊=1.5，塔底用飽和水蒸氣直接加熱，每層塔板的氣相默弗里效率E =0.5，在此題計(jì)算范圍內(nèi)，相平衡關(guān)系為y=0.5x+0.5。試求：mV從塔頂?shù)牡谝粔K實(shí)際板下降的液體組成；塔頂?shù)牟沙雎蔇/F。F=100kmol/h，易揮發(fā)組分含量x0.955，x=0.05α=3.0。試求：w餾出液組成x,塔頂、塔底產(chǎn)物流率；D操作線方程

=0.4(摩爾分率，下同);F在加料流率及塔釜蒸發(fā)量不變時(shí)，可能獲得的最高餾出液濃度。分別二元抱負(fù)混合物承受如下圖的精餾分別流程，泡點(diǎn)回流，塔釜間接蒸汽加熱，第一=0.6(摩爾分率,下同),q=1,其次股加料，F(xiàn)=0.5kmol/h，x

=0；1 F1 1 2 F2 2要求：x=0.99,x=0.02。D W假設(shè)回流比R=1，求塔中段〔兩個(gè)加料口之間〕的操作線方程；α=3Rmin。習(xí)題39附圖 習(xí)題40附圖某精餾塔塔頂有飽和液體進(jìn)料，x=0.5(摩爾分率，下同);x=0.2，塔頂蒸汽冷凝f w到泡點(diǎn)，1/3作產(chǎn)品，2/3作回流，x=0.8,α=3.0。試計(jì)算：D所需的理論板板數(shù)。F、x

、q不變，塔釜加熱量和回流量也不變，當(dāng)塔的理論板數(shù)不限時(shí)，問(wèn)塔頂可達(dá)F到的最大濃度為多少？在連續(xù)操作的板式精餾塔中分別苯-0.28，0.410.57，試求三層板中下面兩層的單板效率。在操作條件下苯-甲苯的平衡數(shù)據(jù)如下x0.260.380.51y0.450.600.72在常壓連續(xù)精餾塔中分別兩組分抱負(fù)溶液。該物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.。原料液組成為0.3〔易揮發(fā)組分摩爾分率，下同，飽和蒸氣加料。塔頂采出率D40%y=0.75x+0.20，試求：F提餾段操作線方程：假設(shè)塔頂?shù)谝话逑陆档囊合嘟M成為0.7，求該板的氣相默夫里效率E

。mv11.42選擇與填空[1].已分析測(cè)得這四股物料的組成為0.62，0.70，0.75，0.82，試找出y、x、y

、x的對(duì)應(yīng)值，y= 、x= 、y= 、x= 。

6 6 7 76 6 7 7[2].如下圖a點(diǎn)表示;b點(diǎn)表示;c點(diǎn)表示;ab段表示;bc段表示。習(xí)題1附圖 習(xí)題2附圖[3].在連續(xù)精餾塔中,進(jìn)展全回流操作,已測(cè)得相鄰兩板上液相組成分別為x =0.7x=0.5均為易揮發(fā)組份摩爾分操作條件下相對(duì)揮發(fā)度α=則y= ，n-1 n nx*= ,以液相組成表示的第n板的單板效率E = 。n mL爭(zhēng)論:在精餾塔任意一塊理論板上，其液相的泡點(diǎn)溫度小于氣相的露點(diǎn)溫度。[4].分別要求肯定。當(dāng)回流比肯定時(shí)，在五種進(jìn)料狀況中， 進(jìn)料的q值最大，其溫度 此時(shí)提餾段操作線與平衡線之間的距離 分別所需的總理論板數(shù) .對(duì)有恒沸現(xiàn)象的二元體系，用恒沸精餾比萃取精餾好，由于前者能耗小。[5].(1)“蒸餾操作依據(jù)是組分間沸點(diǎn)差異“此話錯(cuò)在何處?精餾塔塔頂某理論板上汽相露點(diǎn)溫度為t，液相泡點(diǎn)溫度為t。塔底某理論板上汽1 2相露點(diǎn)溫度為t，液相泡點(diǎn)溫度為t。試按溫度大小挨次用>、=、<符號(hào)排列如下:3 4t t t t4 3 2 1恒沸精餾與萃取精餾都需參加添加劑(第三組分),其目的是 .[6].某精餾塔在狀況一下操作得到F、x 、q、R、D、x 、x 。今轉(zhuǎn)變操作為狀況1 F1 1 1 1 D1 w1二，且知F=F，x =x

，x =x ，q=q但x <x

。試比較(>、=、<)1 2 D1

w1 w2 1

F1 F2D D;W1 2 1

W;R R2 1 2[7].吉利蘭(Gilliland)關(guān)聯(lián)圖如圖示(縱軸上N及Nmin均包括塔釜)。試說(shuō)明:(1)(R-Rm)/(R+1)=1.0時(shí)， R= ,N ;(2)當(dāng)(N-Nmin)/(N+1)=1.0時(shí)，R= ,N= 。[8].某連續(xù)精餾塔中，假設(shè)精餾段操作線方程截距等于零，則:回流比等于 ;(2)餾出液量等于 ;(3)操作線斜率等于 。(以上均用數(shù)字表示)[9]某二元物系的相對(duì)揮發(fā)度α=，在具有理論板的精餾塔內(nèi)于全回流條件下作精餾操作，X

=0.3，則y = (由塔頂往下數(shù))。n n-1[10].某精餾塔塔頂上升蒸汽組成y，溫度T，經(jīng)全凝器恰好冷凝到泡1點(diǎn)，局部回流入塔，組成x，溫度t，則0y x，T t。(>,=,<)1 0[11].試比較某精餾塔中第n-1，n，n+1層理論板上參數(shù)的大小，

10附圖即：y

y，t

T，y

，T t，T

T 。(>,=,<)n+1

n-1

n n-1 n

n+1 n[12].設(shè)計(jì)二元抱負(fù)溶液精餾塔時(shí)，假設(shè)F,x,x,x

不變，則隨原料中液相分率增加其最小回F D W流比 ;在一樣回流比下，總理論板數(shù) ；精餾段理論板數(shù) ；塔頂冷凝器熱負(fù)荷 ；塔釜熱負(fù)荷 。[13].(1)在設(shè)計(jì)連續(xù)操作的精餾塔時(shí)，如保持x，D/F，x，R肯定，進(jìn)料熱狀態(tài)及空塔氣F D速也肯定，則增大進(jìn)料量將使塔徑 ，而所需的理論板數(shù) 。(2)全回流時(shí)精餾段操作線的斜率為 提餾段操作線的斜率為 對(duì)一樣的x 和x，局部回流比全回流所需的理論板數(shù) 。D W[14].(1)抱負(fù)溶液的特點(diǎn)是同分子之間的作用力 異分子之間的作用力,形成的溶液容積效應(yīng)和熱效應(yīng)。(2)精餾塔設(shè)計(jì)時(shí)，當(dāng)回流比加大時(shí)，所需要的理論板數(shù) ，同時(shí)蒸餾釜中所需要的加熱蒸汽消耗量 ，塔頂冷凝器中冷卻劑消耗量 ，所需塔徑 。[15].精餾操作時(shí)，增大回流比，假設(shè)F，x

，q不變，則精餾段液汽比L/V ，提餾段F液汽比L/V ，塔頂x ，塔底x 。D W[16].試比較連續(xù)精餾塔的塔釜用直接蒸汽加熱〔D〕與間接蒸汽熱〔I〕(<,>,=)?！?〕x、x,R,q,D/F一樣，則N N ,x x ;F D TI TD WI WD(2)x,x

,R,q,x

一樣，則N

;(D/F)

〔D/F〕.F D w TI TD I D[17].操作中精餾塔，保持F,q,x,D不變。F假設(shè)承受回流比R小于最小回流比R

，則x ，x ;min D W假設(shè)R增大，則x ，x ，L/V 。D W(增大,減小,不變,不確定)[18].假設(shè)維持操作中精餾塔的F,x,q,D不變，而削減塔釜蒸發(fā)量V。F則:x ,x ,L/V 。(變大,變小,不變,不確定)D W[19].某精餾塔設(shè)計(jì)時(shí)操作線如圖示?，F(xiàn)保持塔頂冷凝量不變，改為q=0加料時(shí)設(shè)計(jì)，試在同一圖上畫出轉(zhuǎn)變后操作線并答復(fù)有關(guān)參數(shù)有何變化?L/V ,N 。T[20].料狀態(tài)(F,x,q)不變，則L/V ,x ,x 。(變大,變小,不F D W變,不確定)[21].精餾塔設(shè)計(jì)時(shí)承受的參數(shù)(F,x,q,D,xF

,R均為定值)D內(nèi)實(shí)際下降液體量 ，塔內(nèi)實(shí)際上升蒸汽量 ，精餾塔液汽比 ，所需理論板數(shù) 。(增大,減小,不變,不確定)[22].F，x，F(xiàn)回流比R和提餾段上升蒸汽量V不變，則此時(shí)D x W ,x 。增加,D W不變,減小,無(wú)法確定)[23].某精餾塔操作時(shí)，F(xiàn),x,q,DR，F(xiàn)則此時(shí)x ,L/V 。(增加,不變,削減)D W[24].為冷液進(jìn)料，且保持Fx

、V 、D 不變，則此時(shí)、F、x ,x ,R ,L/V 。(增加,不變,削減)D W[25].n-1，n，n+11,y相平n* nx,* n

x；與x 相平衡的汽相濃度y* ，nn n+1 n+1ny*

y ，y

x 。(>,<,=)n+1

n+1 n

n-1[26].某連續(xù)精餾塔，進(jìn)料狀態(tài)q=1,D/F=0.5(摩爾比),x=0.4(摩爾分率),回流比R=2，且知提F餾段操作線方程的截距為零則:提餾段操作線方程的斜率(L/V)= 餾出液x= 。D[27].操作中精餾塔，今保持FxqV不變，使殘液量W增加。則:xF D x L/V 。W(變大,變小,不變,不確定)L/V ，x 。F D W(變大,變小,不變,不確定)[29].R(保持F,X,q,D不f變)，試定性畫出狀況下的操作線。[30].V′，而維持其它參數(shù)不變，試定性畫出變化后的操作線。[31].某精餾塔原操作狀況的平衡線和操作線如圖，現(xiàn)假設(shè)在操作時(shí)增大塔釜蒸發(fā)量V′,但仍F,x,q,D不變，試定性畫出變化后的操作線。F習(xí)題30附圖 習(xí)題31附圖 習(xí)題32附圖[32].N=∞時(shí)精餾塔的操作線，假設(shè)在設(shè)計(jì)時(shí)保持V′，F(xiàn),x,q不變，削減D/F，F(xiàn)試在原圖上定性繪出工況下的操作線。[33].請(qǐng)將你認(rèn)為最精準(zhǔn)答案填在( )內(nèi)。連續(xù)精餾塔設(shè)計(jì)時(shí)，當(dāng)承受塔頂全凝器，泡點(diǎn)回流方案時(shí)，為完成分別任務(wù)所需理論板數(shù)為N 。假設(shè)承受塔頂分凝器，而回流比和前方案一樣時(shí)，則完成同樣分別任務(wù)所需理論板數(shù)為T1N 。比較:( )T2N >N ; (B)N

=N ; (c)N

<N ; (D)推斷依倨缺乏。T2 T1

T2

T2 T1[34].請(qǐng)將你認(rèn)為最精準(zhǔn)答案填在( )內(nèi)。某二元混合物要求用精餾方法分別，規(guī)定產(chǎn)品濃度為x，x。如進(jìn)料為x 時(shí),則D W F1相應(yīng)的最小回流比為R

，假設(shè)進(jìn)料為x 相應(yīng)為R ，現(xiàn)x <x ，則:ml F2 m2 F