蒸儲

一、選擇題

1.當二組分液體混合物的相對揮發(fā)度為（）時，不能用普通精儲方法分離。

A、3.0B、2.0C、1.0D、4.0

2.某精僧塔用來分離雙組分液體混合物，進料量為lOOKmol/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

（）o

A、60.5kmol/hB、66.7Kmol/hC、90.4Kmol/hD、不能確定

3.在l-x-y相圖中，液相與氣相之間量的關(guān)系可按（）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Jt—y直角坐標上的點（）。

A、（xw,xw）C（XD,XD）D（0,XD/（H+/））

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（）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（）。

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，則表院用蒸儲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)計精餌塔時，若F、XF、XD、xw均為定值，將進料熱狀況從q=l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）,

塔釜再沸器熱負荷（A）o

A、變大B、變小C、不變D不一定

9.連續(xù)精飾塔操作時，若減少塔釜加熱蒸汽量，而保持餌出量D和進料狀況（F,

xF,q）不變時，則L/V,L7V，,XD,xw。

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XD,Xwo

A^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XD

A、變大B、變小C、不變D、不一定

12.恒摩爾流假設(shè)是指D°

A、在精儲段每層塔板上升蒸汽的摩爾流量相等

B、在精餛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I）.

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.精飾過程若為飽和液體進料，則B。

A、q=l,L=L,B、q=l,V=V

C、q=l,L=VZD、q=l,L=V

15.全回流時的精鐳過程操作方程式為C。

A、ylt=XnB、yn-l=Xn

C、yfl+i=XnD、yfl+i=xn+i

16.精馀是分離（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.精譙過程的恒摩爾流假設(shè)是指在精儲段每層塔板（D）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.精儲過程中，當進料為飽和液體時，以下關(guān)系（B）成立。

A、q=0,L=L'B、q=l,V=V'

C、q=0,L=VD、q=l,L=L'

19.精儲過程中，當進料為飽和蒸汽時，以下關(guān)系（A）成立。

A、q=0,L=L'B、q=l,V=V'

C、q=0,L=VD>q=l,L=L'

20.精儲過程的理論板假設(shè)是指（D）0

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(yīng)的泡點溫度為氣相組成以為

0.45,相應(yīng)的露點溫度為，2，則（A）o

D、不能判斷

A、《2B、=t2C、

22.兩組分物系的相對揮發(fā)度越小，則表示該物系（B）。

A、容易B、困難C、完全D、不完全

23.精儲塔的操作線是直線，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,組成以為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）o

A、6.67kmol/hB、6kmol/hC、9kmol/hD、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）o

A、B、丁"+1〈丫"〈）】-1c、y”+i〉=y"=）'〃TD、不確

定

26.在原料量和組成相同的條件下，用簡單蒸鐳所得氣相組成為用平衡蒸

飾得氣相組成為若兩種蒸飼方法所得氣相量相同，則（C，

A、XD\>XD2B、XD]=XD2C、XD\<XD2D、不能確定

27.在精鐳塔的圖解計算中，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.操作中的精儲塔，若選用的回流比小于最小回流比，則（D）.

A、不能操作B、巧>、/均增加C、與、/均不變D、%減小、

幾增加

29.操作中的精微塔，若保持R與、與、/、V'不變，減小巧.，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.用果精儲塔分離兩組分溶液，規(guī)定產(chǎn)品組成。當進料組成為時，相應(yīng)回流比

為R；進料組成為時，相應(yīng)回流比為L，若，進料熱狀況不變，則（）。

A、R1<R2B、R1=R2C、R1>R2D、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）0

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、恒沸精鐳B、普通精帽C、萃取精餛D、水蒸氣精儲

33.精福操作中，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（A）,提儲段斜率（B）,精微段下降液體

量（C）,提鐲段下降液體量（A）0

A、增大B、減小C、不變D、元法判斷

34.若連續(xù)精播過程的進料熱狀況參數(shù)q=l/3,則其中氣相與液相的摩爾數(shù)之比

為（C）o

A、1/2B、1/3C、2D、3

35.直接水蒸氣加熱的精儲塔適用與（）的情況，直接水蒸氣加熱與間

接水蒸氣加熱相比較，當X、X、R、q、a、回收率相同時，其所需理論板數(shù)

要（B）

A、多B、少C、相等D、無法判斷

36.某精飾塔內(nèi)，進料熱狀況參數(shù)為1.65,由此可判定物料以（D）

方式進料。

A、飽和蒸汽B、飽和液體C、過熱蒸汽D、冷流體

37.兩組分的相對揮發(fā)度越小，則表示物系分離的越（B）

A、容易E、困難C、完全D、不完全

38.二元溶液連續(xù)精饋計算中，進料熱狀況的變化將引起以下線的變化：（B）

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(xù)精播塔中，若精微段操作線的截距為零，則儲出液流量為0o

2.當分離要求和回流比一定時，過熱蒸汽一進料的q值最小，此時分

離所需的理論塔板數(shù)—最多。

3.蒸儲是指的化工單元操作。

4.在精錦塔實驗中，當準備工作完成之后，開始操作時的第一項工作應(yīng)該是

5.實現(xiàn)精餛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.某精錨塔設(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

xF,D/F,q,RXD不變，則W/F將,Xw將，提館段操作線

斜率將，理論板數(shù)將O

8.在只有一股進料無側(cè)線出料的連續(xù)精僧操作中，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，進料所需的理論板數(shù)最少。

9.直接蒸汽加熱與水蒸汽蒸饋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O

1().操作中，若提鐳段上升蒸汽量V增加，而回流量和進料狀態(tài)(F,XF,q)仍

保持不變，貝1JR，XD,xw,LTV'o

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,XW

12.精窗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.精馀塔設(shè)計中，回流比越所需理論板數(shù)越少，操作能耗

.但隨著問流比的逐漸增大，操作費用設(shè)備費的總和將呈現(xiàn)

變化過程。

14.恒沸精鐳與萃取精憎主要針對的物系，采取加入第三組分的辦法以

改變原物系的0

15.精儲設(shè)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o

16.填料塔用于精值過程中，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=o

17.簡單蒸鐳與精餛的主要區(qū)別

是O

18.精微的原理是_______________________________________________o

19.精餛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

合物進料時q值范圍。

21.精微操作中，當回流比加大時，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o

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)

的變化過程。

23.精儲操作中，當回流比加大時，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___________o

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16塊理論板（包括塔

釜），則等板高度HETP=o

25.總壓為latm,95℃溫度下苯與甲苯的飽和蒸汽壓分別為1168mmHg與

475nmiHg,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.精偏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.精儲操作的依據(jù)是o

實現(xiàn)精儲操作的必要條件是

和O

28.氣液兩相呈平衡狀態(tài)H寸，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

Zjso

30.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o

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館操作，對笫“、

n+1兩層理論板（從塔頂往下計），若已知匕=0.4,則y°+1=。

全回流操作通常適用于或o

32.精飾和蒸儲的區(qū)別在于；平衡蒸諦和

簡單蒸儲的主要區(qū)別在

于O

33.精儲塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度，其原因是

和

34.在總壓為l（）1.33kPa,溫度為85℃下，苯和甲苯的飽和蒸氣壓分別為

p；=壯3.6kPa、=46kPa,則相對揮發(fā)度a=,平衡時液相組成

,氣相組成為乃=o

35.某精錨塔的精飾段操作線方程為），=0.72x+0.275,則該塔的操作回流比

為，微出液組成為0

36.最小回流比的定義是,適宜回流比通常取為

Rmino

37.精餡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o

38.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）的液相組成為占=045、l=。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

EMV3=O

39.在精儲塔設(shè)計這，若保持R*、分。不變，若增加回流比R,則

xD,，L/Vo

4。在精儲塔設(shè)計中,若R巧、,）、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)N,o精微段上升蒸氣量V、下降

液體量上；提儲段上升蒸氣量V',下降液體量

Lo

41.操作中的精飾塔，增大回流比，其他操作條件不變，則精錨段液氣比

L/V,提儲段液氣比匚/丫',j，

/。

42.操作中的精儲塔保持人打、外V不變，若釜液量W增加，則,

與,L/Vo

43.在連續(xù)精饋塔中，若巧?、XD、R、q、。/尸相同，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)N7,七o

44.恒沸精流與萃取精飾的共同點

是。兩者的主要區(qū)別是

和O

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（）.96,塔底產(chǎn)品濃度為（）.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)，試計算：1.塔頂產(chǎn)品的采出率D/F為多少？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)精微塔分離苯一甲苯混合液，原料液入塔時其中蒸氣量和液體

量的千摩爾之比為2:3o原料液流量為60kmol/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：1僧出液和殘液量？2.R=2Rmin時的操作回流比？

3.該操作條件下，精鐳段和提鐳段操作線方程式？

3.在常壓精鐳塔內(nèi)分離某理想二元混合物。已知進料量為lOOkmol/h,進料組

成為村=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：氣液平衡方程為:

產(chǎn)06計0.43,氣相默弗里效率Em、=0.5。若要求輕組分收率為98%,試計算:

L塔釜儲出液組成；2.精儲段操作線方程；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）,己知進料熱狀況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

lOOkmol/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)精儲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G回流比的1.5倍，塔釜采用問

接蒸汽加熱。求I.塔底產(chǎn)品濃度；2.精鐳段操作線方程和提鐳段操作線方程;

3.從塔頂開始數(shù)起，離開第一塊板的液相組成（小數(shù)點后取二位數(shù)1

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（以上均為摩爾分率），現(xiàn)月以下三種方法操作：連續(xù)平衡

蒸饞、簡單蒸儲（微分蒸僧）、連續(xù)蒸儲。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。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l（）（）kmol/h,問塔頂、塔釜產(chǎn)量各為多少？汽化量為多少？

己知a=2.46o

8.在常壓連續(xù)精儲塔中，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。謠出液組成為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y2

9,在常壓連續(xù)精循塔中，分離兩組分理想溶液。原料液組成為（）.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（）.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.提鐳段操

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09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().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。

13.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2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

3

y=0.46x+0.549

14.在連續(xù)精馀塔中分離兩組分理想溶液，原料液流量為75kmel/h.泡點進料c

精微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=l.25x-0.018試求精僧段及提儲段的上升蒸汽量。

15.在常壓連續(xù)精循塔中，分離含甲醇為().4(摩爾分率)的甲醇-水混合液，試

求進料溫度40C為時得q值。己知進料泡點溫度為75.3C。操作條件下甲醇

的汽化潛熱為1055KJ/kg、比熱為2.68KJ/(kg.℃)；水的汽化潛熱為2320KJ/kg,

比熱為4.19KJ/(kg/C)o

16.將含易揮發(fā)組分為24%的原料加入一連續(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85()kmol/h,塔頂回流液量為67()kmol/h,試求塔頂、塔釜產(chǎn)品量及

回流比。

17.用板式精儲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

提馀段操作線方程；3.回流比與最小回流比的比值。

18.在由一層理論板和塔釜組成的精飾塔中，每小時向塔釜加入苯一甲苯混合液

lOOkmoL含苯量為5()%(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僧出液量D,塔釜排出液量W及濃度xw。

19.用精鐲分離某水溶液，水為難揮發(fā)組分，進料F=lkmol/s,x產(chǎn)0.2（摩爾分率,

下同），以飽和液體狀態(tài)加入塔中部，塔頂偏出量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

20.在連續(xù)精鐳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,

饋出液中二硫化碳回收率為88%。試求偏出液流量和組成。

21.在常壓連續(xù)精循塔中，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。飾出液組成為（）.9,釜液組成為（）.（）5。操作回流比

為最小同流比的2倍.操作條件下平均相對揮發(fā)度為3c試求：I.提播段操

作線方程；2.離開第2層理論板（從塔頂往下計）的氣相為

22.在常壓連續(xù)精僻塔中，分離兩組分理想溶液。己知原料液組成為（）.6（摩爾

分率，下同），泡點進料，僧出液組成為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)。

23.在連續(xù)精循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）鐳出液組成為（）.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。

24.在連續(xù)精鐳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mi為0.6,且己知精儲

段操作線方程為y=（）.833x+0.15,試求離開塔頂?shù)诙影宓纳仙羝M成為

25.在連續(xù)精微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），

播出液組成為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

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

為居=0.885,%.1=0.842。已知物系平均相對揮發(fā)度為5,回流比為3.5,W

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

Emvo

27.在一常壓連續(xù)精播塔中分離由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飾段操作線。l.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)精微塔中，精微段操作線方程式和q線方程式如下：

y=（）.75.r+0.2075y=-0.5x+\.5xr試求：1.回流比；2.偏出液組成；

3.q值

29.在一常壓連續(xù)精僧塔中，分離苯一甲苯混合液。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，

=0.95,第一塊塔板上的氣相單板效率七小,=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,求乙和八；3.若/?=1.4a而，求R；

（4）寫出精錨段操作線方程式。

3（）.常壓連續(xù)精饋塔中，分離某雙組分理想溶液，原料液在泡點下進料，進料量

為15（）Kmol/h,組成為（）.4（摩爾分率，下同），餛出液組成為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.精儲段上升蒸汽量和提偏段下降液體量，Kmol/h；4.

塔頂?shù)诙K理論板上下降的液相組成。

31.180kmol/h含苯0.4（摩爾分率，下同）的苯一甲苯溶液,在連續(xù)精儲塔中

進行分離，要求塔頂播出液中含苯（）.95,釜殘液中含苯不高于（）.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)精饋塔中分離相對揮發(fā)度為2.3的苯一甲苯混合液，進料量

lOOkmol/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。要求塔頂餛出液中含苯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(dǎo)精鐳段、提福段操作方程式。

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、提儲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)精僻塔中分離相對揮發(fā)度為2.3的苯一甲苯混合液，進料量

200kme1/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、提儲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)、常壓精恒塔中分離某混合液，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、精鐳段操

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。

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0.4

（摩爾分率，下同），混合液流量為1000kmol/h,塔頂采用全凝器，要求塔

頂餛出液含易揮發(fā)組分0.9,易揮發(fā)組分的回收率為90乳泡點進料，回流比

取最小回流比的1.5倍，已知相對揮發(fā)度Q為2.5。試求：1.塔頂馀出液流

量D；2.塔釜殘液流量W,組成xw；3.回流比R及最小回流比4.寫出

提馀段操作線方程。

37.苯和甲苯的混合物,其中含苯0.4（摩爾分率,下同），流量為1000kmol/h,

在一連續(xù)、常壓精儲塔中進行分離。塔頂采用全凝器，要求塔頂鐳出液含苯

0.9,苯的回收率為90蛤泡點進料，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a為2.5;求：1.塔頂儲出液流量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17及組成Xn。

38.在一常壓連續(xù)精播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1（）0kmol/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(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。己知相對揮

發(fā)度a為2.5,提譙段內(nèi)上升蒸汽的空塔氣速為2m/s,蒸汽的平均分子量為

79.1,平均密度l.Olkg/nA試求：1.塔頂偏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.提微段操作線方程？4.提館段塔徑？

39.常壓連續(xù)精僧塔中，分離杲雙組分埋想溶液，原料液在泡點卜.進料，進料量

為150Kmol/h,組成為0.4（摩爾分率、下同為儲出液組成為0.9,釜殘液組

成為（）.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.精儲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)精福塔中，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l（）0kmol/h,要求塔頂、塔底產(chǎn)品各為5（）kmol/h,

精餛段操作線方程為y=0.833x4-（）.15o試求塔頂與塔底產(chǎn)品的組成，以及提

僧段操作線方程。（提示：提循段操作線方程為y二上一x-一匚/）

'L-WL-W

41.在連續(xù)精饋塔中分離兩組分理想溶液，原料液流量為100kmol/h,組成為

0.3（易揮發(fā)組分摩爾流率），其精儲段和提儲段操作線方程分別為

y=0.714x+0.257y=1.686A--（）.0343試求：1.塔頂流出液流量和精微段

下降液體流量（kMOlJh）；2.進料熱狀況參數(shù)

42.在常壓連續(xù)精儲塔中分離苯.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)。20℃下冷液體；飽和液體;

飽和氣體。假設(shè)操作條件下物系的平均相對揮發(fā)度為2.47o原料液的泡點

溫度為94°C,原料液的平均比熱容為1.85kJ/（kg.℃）,原料液的汽化熱為

354kJ/kgo

43.在常壓連續(xù)精饋塔中分離苯-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

求微出液組成為0.9,苯的回收率為90%,試分別求出泡點下流時的精僧

段操作線方程和提偏段操作線方程。物系的立均相對揮發(fā)度為2.47o

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,塔頂鐳出液中含苯0.95,塔底鐳出液中含苯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25,同流比為最小|口1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。

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切加/〃，

在一連續(xù)精饋塔中進行分離。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：1.塔頂流出液流量D；2.塔釜殘液流量肌3.精福段上升

的蒸汽量V及提微段下降的液體量Lo

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（皆為茶的摩爾分率），泡點液相進料,

間接蒸汽加熱，回流比為20當滿足以上工藝要求時，塔頂、塔底產(chǎn)品埴各

為多少？塔頂產(chǎn)品量能達到560kmol/h嗎？采出最大極限值是多少？當塔頂

產(chǎn)品量為535kniol/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）。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(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.當塔頂產(chǎn)品濃度為0.85時，最小回流比為多少？4.

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？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(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,塔頂播出液中含苯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“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.每小時憎出液及釜殘液量；2.原料液中汽相及液相組

成：3.同流比：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,yb-0.72010試求：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？

50.常壓連續(xù)操作的精福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。

51.用一連續(xù)精錨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（）.（）2（以上均為摩爾分數(shù)），R=4o求下面兩種進料狀

況下最小回流比Rnm。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3：40己知苯一甲苯系統(tǒng)在常壓下的相對揮發(fā)度為2.5。

52.ikmol/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

塔板的精饋塔分離，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。

53.一連續(xù)精飾塔分離二元理想混合溶液，已知精飾段某層塔板的氣、液相組成

分別為0.83和（）.70,相鄰上層塔板的液相組成為（）.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.精福段操作線方程；2.提儲段操作線方程。

54.某一連續(xù)精餛塔分離一種二元理想溶液，已知F=10kmol/s,x10.5,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）。

55.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,采用精微操作對其進行分離，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Nfx

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）：1.20C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98℃,平均比熱容為161.5J/kmol.K,汽化潛熱為326（）（）J/mol。

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），塔頂偏處液含苯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

92.30,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/（l+C）,A=6.91210,B=1214.645,C=221.205

57.有苯和甲苯混合液,含苯0.4,流量1000kmol/h,在一常壓精鐳塔內(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.

精儲段操作線方程；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=l（）（）kmol/h,q=0,XF=0.4（摩爾分率，卜同），XD=0.95,

xw=0.04,S=6