【正文】 C、加壓和降溫 D、減壓和降溫21. 對難溶氣體的吸收過程，傳質(zhì)阻力主要集中于（ B ）。 A 增大 B 不變 C 減小 D 無法判斷19. 根據(jù)雙膜理論，在氣液接觸界面處（ D ）。 A （KG）1 = （kG）1 +（H kL）1 B （KG）1 = （H kG）1 +（ kL）1 C （KG）1 = （kG）1 +（m kL）1 D （KG）1 = （m kG）1 +（kL）117. 根據(jù)雙膜理論，在氣液接觸界面處（ D ）。A、氣體 B、液體 C、固體 D、揮發(fā)度 E、溶解度 F、溫度15. 為使吸收過程易于進行，采取的措施是( B )。 A. 回收率趨向最高 B. 吸收推動力趨向最大 C. 操作最為經(jīng)濟 D. 填料層高度趨向無窮大12. 根據(jù)雙膜理論，吸收質(zhì)從氣相主體轉(zhuǎn)移到液相主體整個過程的阻力可歸結(jié)為（ C ）。A 物理吸收 B 化學吸收 C 高濃度物理吸收 D 低濃度物理吸收10. 吸收操作的作用是分離（ A ）。，為易溶氣體 ，為易溶氣體，為難溶氣體 ，為難溶氣體8. 擴散系數(shù)D是物質(zhì)重要的物理性質(zhì)之一， 下列各因數(shù)或物理量與擴散系數(shù)無關(guān)的是 ( D )。 6. 下述說明中正確的是____D_____。 　　 　　 2. 在逆流吸收塔中，增加吸收劑用量，而混合氣體的處理量不變， 則該吸收塔中操作線方程的斜率會____A_____。試求：（1）加熱蒸汽消耗量；（2）離開塔頂?shù)诙永碚摪宓恼羝M成。塔頂冷凝器為全凝器，塔釜間接蒸汽加熱。求：（1）餾出液及殘液量；（2）提餾段上升蒸汽量；（3）提餾段操作線方程；（4）最小回流比。63. 用一連續(xù)精餾塔分離二元理想溶液，進料量為100kmol/h，（摩爾分率，下同），飽和蒸汽進料，塔頂冷凝器為全凝器，塔釜間接蒸汽加熱。原料處理量為每小時100kmol，塔頂、塔底產(chǎn)品量各為50kmol/h，已知精餾段操作線方程為y=+，塔釜用間接蒸汽加熱，塔頂采用全凝器，泡點回流。62. 有一二元理想溶液，在連續(xù)精餾塔中精餾。61. 某精餾塔用于分離苯甲苯混合液，泡點進料，進料量為30kmol/h，塔頂、。試求：（1）、完成分離任務所需的實際塔板數(shù)及實際加料板位置；（2）、若F、xF、NP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？2用一連續(xù)精餾塔分離苯與甲苯混合液，（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—，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。且知：F=100kmol/h，q=0，xF=（摩爾分率，下同），xD=，xw=，S=60kmol/h。塔頂全凝器，泡點回流。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）、精餾段操作線方程；（5）、提餾段操作線方程（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。苯的飽和蒸汽壓可以用安托尼公式計算。 (；； ) 56. 用一連續(xù)操作精餾塔在常壓分離苯—甲苯混合液，（摩爾分率，下同），塔頂采用全凝器，原料液于泡點狀態(tài)進塔，164。時，以下三種工況所需要的最低能耗(包括原料預熱需要的熱量)： (1) 20℃加料； (2) 預熱至泡點加料； (3) 預熱至飽和蒸汽加料。 (h=％；V’=。 (2) 塔釜的汽化量。 (精餾段3y=2x+；提餾段3y=) 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=，q=0，xD=,xW=， (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。進料為飽和液體。104) 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、 ，(以上均為輕組分A的摩爾分數(shù)，下同)。 (xD=180。塔頂回流為飽和液體。已知苯—。求下面兩種進料狀況下最小回流比Rmin。試求： （1）進料的汽液相組成；(2)最小回流比。 (1) 若塔頂產(chǎn)品組成xD=，塔底產(chǎn)品的組成為xW=，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。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） 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。48. 用一連續(xù)精餾塔分離苯—甲苯的混合液，進料量為100kmol/h，（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）。2） ？，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。47. 分離苯﹑甲苯的精餾塔有10塊塔板，泡點液相進料，進料量為1000kmol/h，（皆為苯的摩爾分率）。（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。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。45. 苯和甲苯的混合物，（摩爾分率，下同），流量為1000，在一連續(xù)精餾塔中進行分離。苯—，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。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。原料液的泡點溫度為94℃，（kg.℃），原料液的汽化熱為354kJ/kg。（1） 20℃下冷液體；（2） 飽和液體；（3） 飽和氣體。（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，（易揮發(fā)組分摩爾流率），其精餾段和提餾段操作線方程分別為 （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)。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=+。試求：⒈ 塔頂餾出液中輕組分的流量？⒉ 從塔頂向下第2塊理論板上升的氣相組成？⒊ 提餾段操作線方程？⒋ 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，（摩爾分率、下同），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。塔頂采用全凝器，要求塔頂易揮發(fā)組分的回收率為90%。求：塔頂餾出液流量D；塔釜殘液流量W； 塔頂?shù)诙K理論板上升的蒸汽量V及組成 y2； 塔釜上一塊理論板下降的液體量L’及組成xm；。37. 苯和甲苯的混合物，（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。36. 在一連續(xù)、常壓精餾塔中分離某液態(tài)二組元混合液，（摩爾分率，下同），混合液流量為1000 kmol/h，塔頂采用全凝器，,易揮發(fā)組分的回收率為90%，泡點進料。（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。要求 。34. —甲苯混合液，進料量200kmol/h，且為飽和液體進料，（摩爾分率，下同）。計算（1）塔頂和塔底產(chǎn)品的流量。塔頂采用全凝器，泡點回流，塔釜蒸汽間接加熱。（2）推導精餾段、提餾段操作方程式。要求 。32. —甲苯混合液，進料量100kmol/h，且為飽和液體進料，（摩爾分率，下同）。( ； ， ； ； )30. 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，(摩爾分率，下同)，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：、塔底產(chǎn)品流量，Kmol/h；；，Kmol/h；。物系的相對揮發(fā)度α＝。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。（均為A組分的摩爾分率），試繪出下列進料情況的精餾段操作線和提餾段操作線。已知物系平均相對揮發(fā)度為5，（摩爾分率），試求以氣相組成表示的第n層板的單板效率Emv。（摩爾分率，下同）。塔頂采用全凝器。（摩爾分率，下同），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。試用逐板計算法計算精餾段所需理論板數(shù)。（摩爾分率，下同），泡點進料，回流比為2。操作條件下平均相對揮發(fā)度為3。（摩爾分率，下同），飽和蒸汽進料。（。餾出液中二硫化碳回收率為88%。（２）提餾段操作線（V=； y= ）20. 在連續(xù)精餾塔中分離二硫化碳和四氯化碳混合液。（D=, W=, xW=）19. 用精餾分離某水溶液，水為難揮發(fā)組分，進料F=1kmol/s，xF=（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=，xD=，R=，系統(tǒng)a=3，塔釜用飽和水蒸汽直接通入加熱。（D=180kmol/h ； W=； R=）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，進料為150kmol/h、（摩爾分率）的飽和蒸汽，回流比為4，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）回流比與最小回流比的比值。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）?！妗?)15. ，（摩爾分率）的甲醇水混合液。氣液平衡關(guān)系為 (； )14. ，原料液流量為75kmol/h，泡點進料。( )12. （摩爾分率，下同），在常壓下加熱到指定溫度，、試求該條件下的液化率。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。（摩爾分率，下同），飽和蒸汽進料。（摩爾分率，下同）飽和氣體進料。原料液流量為1000kmol/h，（摩爾分率，下同）泡點進料。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α=。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。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)）。苯的回收率為95％以上。泡點進料，進料量為100kmol/h。6. 用一連續(xù)精餾塔在常壓下分離苯－甲苯液體混和物。輕組分回收率為98％，直接用水蒸汽加熱。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。已知進料量為100kmol/h，進料組成為xF=,塔頂組成為xD=（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，；在本題范圍內(nèi)氣液平衡方程為：y=+，氣相默弗里效率Emv=。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。兩者的主要區(qū)別是 和 。44. 在連續(xù)精餾塔中，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) ， 。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/ ， ， 。41. 在精餾塔設(shè)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) 。39. 在某精餾塔中，操作回流比為3，若測得第3層塔板（從塔頂往下計）（以上均為摩爾分率），則第3層塔板的氣相莫弗里效率為EMV3= 。37. 最小回流比的定義是 ，適宜回流比通常取為 Rmin。35. ，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α= ，平衡時液相組成 ，氣相組成為 。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 。31. 某兩組分體系，相對揮發(fā)度α=3，在全回流條件下進行精餾操作，對第n、n+1兩層理論板（從塔頂往下計），若已知則 。根據(jù)α的大小，可用來 ，若α=1，則表示 。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。27. 精餾操作的依據(jù)是 。26. 精餾處理的物系是___________________混合物，利用各組分_______________的不