PAGE52化學工程與工藝教學改革系列參考書分離工程試題庫葉慶國鐘立梅主編化工學院化學工程教研室前言化學工程與工藝專業所在的化學工程與技術一級學科屬于山東省“重中之重”學科，一直處于山東省領先地位，而分離工程是該專業二門重要的必修專業課程之一。該課程利用物理化學、化工原理、化工熱力學、傳遞過程原理等基礎基礎知識中有關相平衡熱力學、動力學、分子及共聚集狀態的微觀機理，傳熱、傳質和動量傳遞理論來研究化工生產實際中復雜物系分離和提純技術。傳統的教學方法的突出的弊端就是手工計算工程量大，而且結果不準確。同時由于現代化化學工業日趨集成化、自動化、連續化，學生能學到的東西越來越少。所以，傳統的教學模式不能滿足現代化工業生產對高水平工業工程師的需求，開展分離工程課程教學方法與教學手段課題的研究與實踐，對我們的學生能否承擔起現代化學工業的重任，與該課程的教學質量關系重大，因此對該門課程進行教學改革具有深遠意義。分離工程課程的改革主要包括多媒體輔助教學課件的開發、分離工程例題與習題集、分離工程試題庫的編寫等工作。目前全國各高校化學工程與工藝專業使用的教材一般均為由化學工程與工藝專業委員會組織編寫的化工分離過程(陳洪鈁主編，化學工業出版社)，其他類似的教材已出版了十余部。這些教材有些還未配習題，即便有習題，也無參考答案，而至今沒有一本與該課程相關的試題庫的出版，因此編寫這樣一本學習參考書，既能發揮我校優勢，又符合形勢需要，填補參考書空白，具有良好的應用前景。分離工程試題庫與課程內容緊密結合，貫穿目前已出版的相關教材，包括填空、選擇、名詞解釋、問答和計算題多種題型，有解題過程和答案，為學生的課堂以及課后學習提供有力指導。編者2006年3月

目錄TOC\o"1-3"\u前言 I目錄 II第一部分填空題 1第二部分選擇題 6第三部分名詞解釋 12第四部分問答題 14第五部分計算題 18參考答案 49填空題分離作用是由于加入（）而引起的，因為分離過程是（）的逆過程。衡量分離的程度用（）表示，處于相平衡狀態的分離程度是（）。分離過程是（）的逆過程，因此需加入（）來達到分離目的。工業上常用（）表示特定物系的分離程度，汽液相物系的最大分離程度又稱為（）。固有分離因子是根據（）來計算的。它與實際分離因子的差別用（）來表示。汽液相平衡是處理（）過程的基礎。相平衡的條件是（）。當混合物在一定的溫度、壓力下，滿足（）條件即處于兩相區，可通過（）計算求出其平衡汽液相組成。萃取精餾塔在萃取劑加入口以上需設（）。最低恒沸物，壓力降低是恒沸組成中汽化潛熱（）的組分增加。吸收因子為（），其值可反應吸收過程的（）。對一個具有四塊板的吸收塔，總吸收量的80%是在（）合成的。吸收劑的再生常采用的是（），（），（）。精餾塔計算中每塊板由于（）改變而引起的溫度變化，可用（）確定。用于吸收過程的相平衡關系可表示為（）。多組分精餾根據指定設計變量不同可分為（）型計算和（）型計算。在塔頂和塔釜同時出現的組分為（）。吸收過程在塔釜的限度為（），它決定了吸收液的（）。吸收過程在塔頂的限度為（），它決定了吸收劑中（）。吸收的相平衡表達式為（），在（）操作下有利于吸收，吸收操作的限度是（）。若為最高沸點恒沸物，則組分的無限稀釋活度系數與飽和蒸汽壓的關系式為（）。解吸收因子定義為（），由于吸收過程的相平衡關系為（）。吸收過程主要在（）完成的。吸收有（）關鍵組分，這是因為（）的緣故。圖解梯級法計算多組分吸收過程的理論板數，假定條件為（），因此可得出（）的結論。在塔頂和塔釜同時出現的組分為（）。恒沸劑的沸點應顯著比原溶液沸點（）以上。吸收過程只有在（）的條件下，才能視為恒摩爾流。吸收過程計算各板的溫度采用（）來計算，而其流率分布則用（）來計算。在一定溫度和組成下，A,B混合液形成最低沸點恒沸物的條件為（）。對多組分吸收，當吸收氣體中關鍵組分為重組分時，可采用（）的流程。非清晰分割法假設各組分在塔內的分布與在（）時分布一致。精餾有b.個關鍵組分，這是由于（）的緣故采用液相進料的萃取精餾時，要使萃取劑的濃度在全塔內為一恒定值，所以在（）。當原溶液為非理想型較強的物系，則加入萃取劑起（）作用。要提高萃取劑的選擇性，可（）萃取劑的濃度。對多組分吸收，當吸收氣體中關鍵組分為重組分時，可采用（）的流程。吸收過程發生的條件為()，其限度為（）。在多組分精餾計算中為了給嚴格計算提供初值，通常用（）或（）方法進行物料預分布。對寬沸程的精餾過程，其各板的溫度變化由（）決定，故可由（）計算各板的溫度。流量加合法在求得后，由（）方程求，由（）方程求。對窄沸程的精餾過程，其各板的溫度變化由（）決定，故可由（）計算各板的溫度。當兩個易揮發的組分為關鍵組分時，則以（）為起點逐板計算。三對角矩陣法沿塔流率分布假定為（）。三對角矩陣法的缺陷是（）。常見復雜分離塔流程有（），（），（）。嚴格計算法有三類，即（），（），（）。設置復雜塔的目的是為了（）。松弛法是由開始的（）向（）變化的過程中，對某一（）內每塊板上的（）進行衡算。精餾過程的不可逆性表現在三個方面，即（），（）和（）。通過精餾多級平衡過程的計算，可以決定完成一定分離任務所需的（），為表示塔實際傳質效率的大小，則用（）加以考慮。為表示塔傳質效率的大小，可用（）表示。對多組分物系的分離，應將（）或（）的組分最后分離。熱力學效率定義為（）消耗的最小功與（）所消耗的凈功之比。分離最小功是分離過程必須消耗能量的下限它是在分離過程（）時所消耗的功。在相同的組成下，分離成純組分時所需的功（）分離成兩個非純組分時所需的功。超臨界流體具有類似液體的（）和類似氣體的（）。泡沫分離技術是根據（）原理來實現的，而膜分離是根據（）原理來實現的。新型的節能分離過程有（）、（）。常用吸附劑有（），（），（）。54A分子篩的孔徑為（5埃），可允許吸附分子直徑（小于5埃）的分子。離程分為(

)和(

)兩大類。傳質分離過程分為（

）和（

）兩大類。分離劑可以是（

）和（

）。機械分離過程是（

）。吸收、萃取、膜分離。滲透。速率分離的過程是過濾、離心分離、吸收、萃取、（

）。平穩分離的過程是過濾、離心分離、（

）。膜分離。滲透。氣液平相衡常數定義為（

）。理想氣體的平穩常數（

）無關。活度是（

）濃度。 低壓下二元非理想農液的對揮發度α12等于(

)氣液兩相處于平衡時，（

）相等。Lewis提出了等價于化學位的物理量（

）。逸度是（

）壓力在多組分精餾中塔頂溫度是由（

）方程求定的。露點方程的表達式為(

)泡點方程的表達式為(

)泡點溫度計算時若∑Kixi>1，溫度應調（

）泡點壓力計算時若∑Kixi>1，壓力應調（

）在多組分精餾中塔底溫度是由（）方程求定的。絕熱閃蒸過程，節流后的溫度（

）。若組成為Zi的物系,∑Kixi>1,且∑KiZi>1時，其相態為（

）若組成為Zi的物系,Kixi>1時其相態為（

）若組成為Zi的物系,∑KiZi>1時，其相態為（

）絕熱閃蒸過程，飽和液相經節流后會有（

）產生。設計變量與獨立量之間的關系可用下式來表示(

)設計變量分為（

）與（

）。回流比是（

）設計變量。關鍵組分的相揮發度越大，精餾過程所需的最少理論板數（

）。分離要求越高，精餾過程所需的最少理論板數（

）。進料中易揮發含量越大，精餾過程所需的最少理論板數（

）。在萃取精餾中所選的萃取劑希望與塔頂餾出組份形成具有（

）偏差的非理想溶液。在萃取精餾中所選的取劑使A1P值越（

）越好。在萃取精餾中所選的萃取劑希望而與塔底組分形成具有（

）偏差的非理想溶液。在萃取精餾中所選的萃取劑使A1P值越大，溶劑的選擇性（

）萃取精餾塔中，萃取劑是從塔（

）出來。恒沸劑與組分形成最低溫度的恒沸物時，恒沸劑從塔（）出來。均相恒沸物在低壓下其活度系數之比γ1/γ2應等于(

)與(

)之比。在板式塔的吸收中，原料中的平衡常數小的組分主要在塔內（

）板被吸收。吸收中平衡數大的組分主要在塔內（

）板被吸收。吸收中平衡常數大的組分是（

）吸收組分。吸收中平衡常數小的組分是（

）吸收組分。吸收因子越大對吸收越（

）溫度越高對吸收越（

）壓力越高對吸收越（

）。吸收因子A（

）于平衡常數。吸收因子A（

）于吸收劑用量L。吸收因子A（

）于液氣比。完成一個給定的分離要求所需功最小的過程是（

）。從節能的角度分析難分離的組分應放在（

）分離。從節能的角度分析分離要求高的組分應放在（

）分離。從節能的角度分析進料中含量高的組分應（

）分離。物理吸附一般為（

）吸附。化學吸附一般為（

）吸附。化學吸附選擇性（

）。物理吸附選擇性（

）吸附負荷曲線是以（

）橫坐標繪制而成。吸附負荷曲線是以（

）為縱坐標繪制而成。吸附負荷曲線是分析（

）得到的。透過曲線是以（

）橫坐標繪制而成。透過曲線是以（

）為縱坐標繪制而成。透過曲線是分析（

）得到的。透過曲線與吸附符合曲線是（）相似關系。

選擇題計算溶液泡點時，若，則說明（）a.溫度偏低b.正好泡點c.溫度偏高在一定溫度和壓力下，由物料組成計算出的，且，該進料狀態為（）a.過冷液體b.過熱氣體c.汽液混合物計算溶液露點時，若，則說明（）a.溫度偏低b.正好泡點c.溫度偏高進行等溫閃蒸時，對滿足什么條件時系統處于兩相區（）b.c.d.萃取精餾時若泡和液體進料，則溶劑加入位置點：a.精餾段上部b.進料板c.提餾段上部在一定溫度和組成下，A，B混合液的總蒸汽壓力為P，若，且，則該溶液a.形成最低恒沸物b.形成最高恒沸物c.不形成恒沸物吸收操作中，若要提高關鍵組分的相對吸收率應采用措施是a.提高壓力b.升高溫度c.增加液汽比d.增加塔板數最高恒沸物，壓力增加使恒沸組成中汽花潛熱小的組分a.增加b.不變c.減小選擇的萃取劑最好應與沸低低的組分形成a.正偏差溶液b.理想溶液c.負偏差溶液多組分吸收過程采用圖解梯級法的依據是a.恒溫操作b.恒摩爾流c.貧氣吸收當萃取塔塔頂產品不合格時，可采用下列方法來調節a.加大回流比b.加大萃取劑用量c.增加進料量液相進料的萃取精餾過程，應該從何處加萃取劑a.精餾段b.提餾段c.精餾段和進料處d.提餾段和進料板當兩個難揮發組分為關鍵組分時，則以何處為起點逐板計算44a.塔頂往下b.塔釜往上c.兩端同時算起從塔釜往上逐板計算時若要精餾段操作線方程計算的比由提餾段操作線方程計算得更大，則加料板為a.j板b.j+1板c.j+2板流量加和法在求得后由什么方程來求各板的溫度a.熱量平衡方程b.相平衡方程c物料平衡方程三對角矩陣法在求得后由什么方程來求各板的溫度a熱量平衡方程b.相平衡方程c物料平衡方程簡單精餾塔是指a.設有中間再沸或中間冷凝換熱設備的分離裝置b.有多股進料的分離裝置c.僅有一股進料且無側線出料和中間換熱設備下面有關塔板效率的說法中哪些是正確的？a.全塔效率可大于1b.總效率必小于1c.Murphere板效率可大于1d.板效率必小于點效率分離最小功是指下面的過程中所消耗的功a.實際過程b.可逆過程下列哪一個是機械分離過程（

）a.蒸餾b.吸收c.膜分離d.離心分離下列哪一個是速率分離過程（

）a.蒸餾b.吸收c.膜分離d.離心分離下列哪一個是平衡分離過程（

）a.蒸餾b.吸收c.膜分離d.離心分離lewis提出了等價于化學位的物理量（

）a.蒸餾b.吸收c.膜分離d.離心分離二無理想溶液的壓力組成圖中，P-X線是（

）a.曲線

b.直線

c.有最高點d.有最低點形成二元最高溫度恒沸物的溶液的壓力組成圖中，P-X線是（

）a.曲線

b.直線

c.有最高點d.有最低點溶液的蒸氣壓大小（）a.只與溫度有關b.不僅與溫度有關，還與各組分的濃度有關c.不僅與溫度和各組分的濃度有關，還與溶液的數量有關對兩個不同純物質來說，在同一溫度壓力條件下汽液相平衡K值越大，說明該物質費點（

）a.越低b.越高c.不一定高，也不一定低汽液相平衡K值越大，說明該組分越（

）a.易揮發b.難揮發c.沸點高d.蒸汽壓小氣液兩相處于平衡時（

）a.兩相間組份的濃度相等b.只是兩相溫度相等c.兩相間各組份的化學位相等

d.相間不發生傳質完全不互溶的二元物質，當達到汽液平衡時，兩組分各自呈現的蒸氣壓（

）a.等于各自的飽和蒸汽壓b.與溫度有關，也與各自的液相量有關c.與溫度有關，只與液相的組成有關完全不互溶的二元物系，當達到汽液平衡時，溶液的蒸氣壓力小（

）a.只與溫度有關b.不僅與溫度有關，還與各組分的濃度有關c.不僅與溫度和各組分的濃度有關，還與溶液的數量有關完全不互溶的二元物系，沸點溫度（

）a.等于P01b.等于P02c.等于P01+P02d.小于P01+P02

完全不互溶的二元物系，沸點溫度（

）a.等于輕組分組份1的沸點T1sb.等于重組分2的沸點T2sc.大于T1s小于T2sd.小于T1s當把一個常人溶液加熱時，開始產生氣泡的點叫作（

）a.露點b.臨界點c.泡點d.熔點當把一個氣相冷凝時，開始產生液滴的點叫作（

）a.露點b.臨界點c.泡點d.熔點當物系處于泡、露點之間時，體系處于（

）a.飽和液相b.過熱蒸汽c.飽和蒸汽d.氣液兩相系統溫度大于露點時，體系處于（

）a.飽和液相b.過熱氣相c.飽和氣相d.氣液兩相系統溫度小于泡時，體系處于（

）a.飽和液相b.冷液體c.飽和氣相d.氣液兩相閃蒸是單級蒸餾過程，所能達到的分離程度（

）a.很高b.較低c.只是冷凝過程，無分離作用d.只是氣化過程，無分離作用下列哪一個過程不是閃蒸過程（

）a.部分氣化b.部分冷凝c.等含節流d.純組分的蒸發等含節流之后（

）a.溫度提高b.壓力提高c.有氣化現象發生,壓力提高d.壓力降低，溫度也降低設計變量數就是（

）a.設計時所涉及的變量數b.約束數c.獨立變量數與約束數的和d.獨立變量數與約束數的差約束變量數就是（

）a.過程所涉及的變量的數目；b.固定設計變量的數目c.獨立變量數與設計變量數的和；d.變量之間可以建立的方程數和給定的條件.A、B兩組份的相對揮發度αAB越小（

）a.A、B兩組份越容易分離b.A、B兩組分越難分離c.A、B兩組分的分離難易與無關無關26、在多組分精餾計算中，最小回流比的計算公式中的θ值，可有多個根，正確的根應是

(

)

（1）比輕關鍵組分的a值大的值

（2）比輕關鍵組分的a值小的值；

（3）在于重關鍵組分的a值，而小于輕關鍵組分的a值。27、在多組分輕烴精餾計算中，最少理論板數的大小（

）

（1）與原料組成無關

（2）原料中含輕組分越多，所需的d.原料中含輕組分越多，所需的越少當蒸餾塔的回流比小于最小的回流比時（

）a.

液相不能氣化b.不能完成給定的分離任務c.氣相不能冷凝d.無法操作當蒸餾塔的產品不合格時，可以考慮（

）a.提高進料量b.降低回流比c.提高塔壓d.提高回流比當蒸餾塔的在全回流操作時，下列哪一描述不正確（

）a.

所需理論板數最小b.不進料c.不出產品d.熱力學效率高吉利蘭關聯圖，關聯了四個物理量之間的關系，下列哪個不是其中之一（

）a.最小理論板數b.最小回流比c.理論版d.壓力下列關于簡捷法的描述那一個不正確（

）a.計算簡便b.可為精確計算提供初值c.所需物性數據少d.計算結果準確如果二元物系,γ1>1,γ2>1,則此二元物系所形成的溶液一定是（

）a.正偏差溶液b.理想溶液c.負偏差溶液d.不確定如果二元物系，γ1<1,γ2<1,則此二元物系所形成的溶液一定是（

）a.正偏差溶液b.理想溶液c.負偏差溶液d.不確定如果二元物系，γ1=1,γ2=1,,,則此二元物系所形成的溶液一定是（

）a.正偏差溶液b.理想溶液c.負偏差溶液d.不確定如果二元物系，A12>0,A21<0,則此二元物系所形成的溶液一定是（

）a.正偏差溶液b.理想溶液c.負偏差溶液d.不確定如果二元物系，A12<0,A21>0,則此二元物系所形成的溶液一定是（

）a.正偏差溶液b.理想溶液c.負偏差溶液d.不確定如果二元物系,A12=0,A21=0,則此二元物系所形成的溶液一定是（

）a.正偏差溶液b.理想溶液c.負偏差溶液d.不確定關于萃取精餾塔的下列描述中，那一個不正確（

）a.氣液負荷不均，液相負荷大b.回流比提高產品純度提高c.恒摩爾流不太適合d.是蒸餾過程當萃取精餾塔的進料是飽和氣相時從（

）a.萃取劑從塔的中部進入b.塔頂第一板加入c.塔項幾塊板以下進入d.進料位置不重要萃取塔的汽、液相最大的負荷處應在（）a.塔的底部b.塔的中部c.塔的項部在均相恒沸物條件下，其飽和蒸汽壓和活度系數的關系應用（

）如果二元物系有最低壓力恒沸物存在，則此二元物系所形成的溶液一定是（

）a.正偏差溶液b.理想溶液c.負偏差溶液d.不一定關于均相恒沸物的那一個描述不正確（）a.P-X線上有最高或低點b.P-Y線上有最高或低點c.沸騰的溫度不變d.部分氣化可以得到一定程度的分離下列哪一個不是均相恒沸物的特點（

）a.氣化溫度不變b.氣化時氣相組成不變c.活度系數與飽和蒸汽壓成反比d.冷凝可以分層關于恒沸精餾塔的下列描述中，那一個不正確（

）a.恒沸劑用量不能隨意調b.一定是為塔項產品得到c.可能是塔頂產品，也可能是塔底產品d.視具體情況而變對一個恒沸精餾過程，從塔內分出的最低溫度的恒沸物（

）a.一定是做為塔底產品得到b.一定是為塔頂產品得到c.可能是塔項產品，也可能是塔底產品d.視具體情況而變吸收塔的汽、液相最大負荷處應在（

）a.塔的底部b.塔的中商c.塔的頂部在吸收操作過程中，任一組分的吸收因子Ai與其吸收率Φi在數值上相應是（

）a.Ai<Φib.Ai=Φic.Ai>Φi下列哪一個不是吸收的有利條件（

）a.提高溫度b.提高吸收劑用量c.提高壓力d.減少處理的氣體量下列哪一個不是影響吸收因子的物理量（

）a.溫度b.吸收劑用量c.壓力d.氣體濃度平衡常數較小的組分是（

）a.難吸收的組分b.最較輕組份c.揮發能力大的組分d.吸收劑中的溶解度大易吸收組分主要在塔的什么位置被吸收（

）a.塔頂板b.進料板c.塔底板平均吸收因子法（

）a.假設全塔的溫度相等b.假設全塔的壓力相等c.假設各板的吸收因子相等下列哪一個不是等溫吸附時的物系特點（

）a.被吸收的組分量很少b.溶解熱小c.吸收劑用量較大d.被吸收組分的濃度高關于吸收的描述下列哪一個不正確（

）a.根據溶解度的差異分離混合物b.適合處理大量大氣體的分離c.效率比精餾低d.能得到高純度的氣體當體系的yi-yi*>0時（

）a.

發生解吸過程b.發生吸收過程c.發生精餾過程d.沒有物質的凈轉移當體系的yi-yi*=0時（

）a.發生解吸過程b.發生吸收過程c.發生精餾過程d.沒有物質的凈轉移下列關于吸附過程的描述哪一個不正確（

）a.

很早就被人們認識，但沒有工業化b.可以分離氣體混合物c.不能分離液體混合物d.是傳質過程下列關于吸附劑的描述哪一個不正確（

）a.分子篩可作為吸附劑b.多孔性的固體c.外表面積比內表面積大d.吸附容量有限

名詞解釋分離過程：將一股式多股原料分成組成不同的兩種或多種產品的過程。機械分離過程：原料本身兩相以上，所組成的混合物，簡單地將其各相加以分離的過程。傳質分離過程：傳質分離過程用于均相混合物的分離，其特點是有質量傳遞現象發生。按所依據的物理化學原理不同，工業上常用的分離過程又分為平衡分離過程和速率分離過程兩類。相平衡：混合物或溶液形成若干相，這些相保持著物理平衡而共存的狀態。從熱力學上看，整個物系的自由焓處于最小狀態，從動力學看，相間無物質的靜的傳遞。相對揮發度：兩組分平衡常數的比值叫這兩個組分的相對揮發度。泡點溫度：當把一個液相加熱時，開始產生氣泡時的溫度。露點溫度：當把一個氣體冷卻時，開始產生氣泡時的溫度。氣化率：氣化過程的氣化量與進料量的比值。冷凝率：冷凝過程的冷凝量與進料量的比。設計變量數：設計過程需要指定的變量數，等于獨立變量總數與約束數的差。獨立變量數：描述一個過程所需的獨立變量的總數。約束數：變量之間可以建立的方程的數目及已知的條件數目。回流比：回流的液的相量與塔頂產品量的比值。精餾過程：將揮發度不同的組分所組成的混合物，在精餾塔中同時多次地部分氣化和部分冷凝，使其分離成幾乎純態組成的過程。全塔效率：理論板數與實際板數的比值。精餾的最小回流比：精餾時有一個回流比下，完成給定的分離任務所需的理論板數無窮多，回流比小于這個回流比，無論多少塊板都不能完成給定的分離任務，這個回流比就是最小的回流比。實際回流比大于最小回流比。理論板：離開板的氣液兩相處于平衡的板叫做理論板。萃取劑的選擇性：加溶劑時的相對揮發度與未加溶劑時的相對揮發度的比值。萃取精餾：向相對揮發度接近于1或等于1的體系，加入第三組分P，P體系中任何組分形成恒沸物，從塔底出來的精餾過程。共沸精餾：向相對揮發度接近于1或等于1的體系，加入第三組分P，P體系中某個或某幾個組分形成恒沸物，從塔頂出來的精餾過程。吸收過程：按混合物中各組份溶液度的差異分離混合物的過程叫吸收過程。吸收因子：操作線的斜率（L/V）與平衡線的斜率（KI）的比值。絕對吸收率：被吸收的組分的量占進料中的量的分率。熱力學效率：可逆功與實際功的比值。膜的定義：廣義上定義為兩相之間不連續的區間。半透膜：能夠讓溶液中的一種或幾種組分通過而其他組分不能通過的這種選擇性膜叫半透膜。滲透：當用半透膜隔開沒濃度的溶液時，純溶劑通過膜向低高濃度溶液流動的現象叫滲透。反滲透：當用半透膜隔開不同濃度的溶液時，純溶劑通過膜向低濃度溶液流動的現象叫反滲透。吸附過程：當用多幾性的固體處理流體時，流體的分子和原子附著在固體表面上的現象叫吸附過程。表觀吸附量：當用M千克的多孔性的固體處理體積是V的液體時，溶液原始濃度為，吸附達到平衡時的濃度為，則表觀吸附量（每千克吸附吸附的吸附質的量）為：C0吸附達到平衡時的濃度為C*,則表觀吸附量(每千克吸附吸附的吸質的量)為:

問答題已知A，B二組分的恒壓相圖如下圖所示，現有一溫度為T0原料經加熱后出口溫度為T4

過加器前后壓力看作不變。試說明該原料在通過加熱器的過程中，各相應溫度處的相態和組成變化的情況？

t0過冷液體，組成等于xF

t1飽和液體，組成等于xF

t2氣夜兩相，y>xF

>x

t3飽和氣體，組成等于xF

t4過熱氣體，組成等于xF簡述絕熱閃蒸過程的特點。絕熱閃蒸過程是等焓過程，節流后壓力降低，所以會有汽化現象發生，汽化要吸收熱量，由于是絕熱過程，只能吸收本身的熱量，因此，體系的漫度降低。圖中A塔的操作壓力量對比20atm，塔底產品經節流閥后很快進入B塔。B塔的操作壓力

為10atm，試問：

a.液體經節流后會發生哪些變化？

b.如果B塔的操作壓力為5atm時，會與在某些方面10atm下的情況有何不同？(1)經節流后有氣相產生，由于氣化要吸收自身的熱量，系統溫度將降低。

(2)B塔的操作壓力為5atm時比操作壓力為10atm時氣化率大，溫度下降幅度也大。普通精餾塔的可調設計變量是幾個？試按設計型和操作型指定設計變量。普通精餾塔由4個可調設計變量。按設計型：兩個分離要求、回流比、再沸器蒸出率；按操作型：全塔理論板數、精餾段理論板數、回流比、塔頂產品的流量。簡述逐板的計算進料位置的確定原則。使全塔理論板數最少為原則，看分離效果的好壞來確定。從塔底向上計算時,xlk/xhk

越大越好，從塔項往下計算時,ylk/yhk越小越好。簡述逐計算塔頂的判斷原則。使全塔理論板數最少為原則，看分離效果的好壞來確定。即

，則第n板既為塔頂板。簡述逐計算的計算起點的選擇原則。以組分的組成估算最精確的誤差最小的那塊板開始逐板計算。簡述精餾過程最小回流時的特點。最小回流比是餾的極限情況之一，此時，未完成給定的分離任務，所需要理論經板數無窮多，如果回流比小于最小回流比，則無論多少理論板數也不能完成給定的分離任務。簡述精餾過程全回流的特點。全回流是精餾的極限情況之一。全回流所需的理論板數最少。此時，不進料，不出產

品。簡述捷法的特點。簡捷法是通過N、Nm、R、Rm四者的關系計算理論的板數的近似計算法，其計算簡便，不需太多物性數據，當要求計算精度高時，不失為一種快捷的方法，也可為精確計算提供初值。簡述萃取塔操作要注意的事項。a.氣液相負荷不均，液相負荷遠大于氣相負荷；b.塔料的溫度要嚴控制；c.回流比不能隨意調整。萃取精餾塔如果不設回收段，把萃劑與塔頂回流同時都從塔頂打入塔內，將會產生什

么后果，為什么？

在萃取精餾中不設回收段，將會使入塔頂的萃取劑得不到回收，塔頂產品夾帶萃取劑，從而影響產品的純度，使塔頂得不到純凈的產品。根據題給的X-Y相圖，回答以下問題：

a.該系統在未回萃取劑P時是正偏差是負偏差系統有最高還是最低溫度的恒沸物

b.回入萃取劑之后在精餾段和提餾段利還是利？

a.該系統在未加萃劑P時是正偏差系統，有最低溫度的恒沸物。

b.加入萃取劑之后在精餾段有利，固原來有恒沸物，P加入之后恒沸物消失；在提餾段是不利，因P加入之后體系中組分的相對揮發度降低。從熱力學角度簡述萃取劑的選擇原則。萃取應能使的體系的相對揮發度提高，即與塔組分形成正偏差，與塔組分形成負偏差或者理想溶液。工藝角度簡述萃劑的選擇原則。a.容易再生，即不起化學反應、不形成恒沸物、P沸點高；b.適宜的物性，互溶度大、穩定性好；c.價格低廉，來源豐富。說出4種恒沸劑的回收方尖。a.冷疑分層；b.過冷分層；c.變壓精餾d.萃取（5）鹽析說出4種恒沸劑的回收方法。恒沸精餾中，恒沸劑用量不能隨便調整為什么因恒沸劑用量與塔的產品純度有關，多或少都不能得到所希望的目的產物。吸收的有利條件是什么？低溫、高壓、高的氣相濃度、低的液相濃度、高的用量、低的氣相量。試分板吸收因子對吸收過程的影響吸收因子A=L/（VKi），吸收因子越大對吸收有利，所需的理論板數越少，反之亦然。用平均吸收因子法計算理論板數時，分別采用L0/VN+1(L0:吸收劑用量，VN+1原料氣用量)和L平/v平，來進行計算吸收因子A。試分析求得的理論板數哪個大，為什L0/VN+1比L平/V平小，故用L平/V平計算的A大，所需的理論板數小。在吸收過程中，若關鍵組分在操作條件下的吸收因子A小于設計吸收率Φ，將會出現什么現象？

此時，吸收塔無論有多少塊理論板也完不成給定的分離任務，只能達到小于等于A的

吸收率。正常操作時，A應大于吸收率Φ。有一烴類混合物送入精餾裝置進行分離，進料組成和相對揮發度a值如下，現有A、B

兩種方案可供選擇，你認為哪種方案合理為什么異丁烷正丁烷戊烷摩爾%

253045a值1.241.000.34由于正丁烷和異丁烷是體系中最難分的組份，應放在最后分離；進料中戊烷含量高，應盡早分出。所以方案B是合理的。

什么叫表觀吸附量？下圖的點E，D，C三點表觀吸附量為什么等于零？曲線CD及DE說明了溶質優先被吸附還是溶劑優先被吸附為什么a.C，E點為純溶液，所以吸附前后無濃度變化，表觀吸附量為零。D點，按溶液

配比吸附，所以吸附前后也無濃度變化，表觀吸附量為零。

b.EE溶劑優先被吸附。

c.DC溶劉優先被吸附。表觀吸附量等于零，表明溶質不被吸附對嗎？不一定。表觀吸附量只有在溶液是稀液、溶質吸附不明顯時，才能代表實際的吸附量，因此，不能單純用表觀吸附量等于零看溶質是否被吸附與否。用兩種他分子篩吸附CO2時透過曲線如圖所示.試分析哪一種分子篩更好,為什么13X分子篩更好，因為13X分子篩的透過曲線更陡，說明吸附負荷曲線也陡，床層利用率高，達到破點的時間長。吸附劑的選擇原則。a.選擇性高；b.比表面積；c.有一定的機械強度；d.有良好的化學穩定性和熱穩定性。吸附過程的優點。a.選擇性高；b.吸附速度快，過程進行的完全；c.常壓壓操作，操作費用與投資費用少。吸附過程的缺點。a.吸附溶量小、吸附劑用量大，設備比較龐大；b.吸附劑的運輸、裝料、卸料較困難；c.吸附劑不容易找到，吸附理論不完善。吸附質被吸附劑吸附一脫附分哪幾步？a.外擴散組份穿過氣膜或淮膜到固體表面；b.內擴散組份進入內孔道；c.吸附；d.脫附；e.內反擴散組份內孔道來到外表面；f.外反擴散組份穿孔過氣膜或液臘到氣相主體流。

計算題以烴類蒸汽混合物含有甲烷a.5%，乙烷b.10%，丙烷c.30%及異丁烷d.55%。試求混合物在25℃時的露點壓力與泡點壓力，并確定在t=25℃，p=1MPa大氣壓時的氣相分率。解：a.求混合物在25℃時的露點壓力設p=1MPa=101.3kPa，由t=25℃查圖2-1a得：K1=165，K2=27，K3=8.1，K4=3.2選異丁烷為參考組分，則由和t=25℃查圖2-1a得p=650kPa：K1=28，K2=5.35，K3=1.7，K4=0.681故混合物在25℃時的露點壓力為650kPa。b.求混合物在25℃時的泡點壓力設p=1MPa=101.3kPa，由t=25℃查圖2-1a得：K1=165，K2=27，K3=8.1，K4=3.2選異丁烷為參考組分，則由和t=25℃查圖2-1a得p=2800kPa：K1=6.1，K2=1.37，K3=0.44，K4=0.2114由和t=25℃查圖2-1a得p=1550kPa：K1=11.0，K2=2.2，K3=0.70，K4=0.306由和t=25℃查圖2-1a得p=1800kPa：K1=9.6，K2=1.9，K3=0.62，K4=0.27則混合物在25℃時的泡點壓力為1800kPa。c.t=25℃，p=1MPa=101.3kPaK1=165，K2=27，K3=8.1，K4=3.2故在t=25℃，p=1MPa大氣壓時的氣相分率等于1。某混合物含丙烷a.0.451（摩爾分數），異丁烷b.0.183，正丁烷c.0.366，在t=94℃和p=2.41Mpa下進行閃蒸，試估算平衡時混合物的氣化分率及氣相和液相組成。已知K1=1.42，K2=0.86，K3=0.72。解：設=0.5，由t=94℃，p=2.41MPa=2410kPa，K1=1.42，K2=0.86，K3=0.72得：故混合物處于兩相區，可進行閃蒸計算。 故=0.594。由，得；；；或；；或已知某乙烷塔，塔操作壓力為28.8標準大氣壓，塔頂采用全凝器，并經分析得塔頂產品組成為組分甲烷a.乙烷b.丙烷c.異丁烷d.總合組成xiD1.488810.160.36100%（摩爾分數）求塔頂溫度。解：設t=20℃，p=28.8MPa=2917kPa，由查圖2-1a得：K1=5.4，K2=1.2，K3=0.37，K4=0.18選乙烷為參考組分，則由和p=2917kPa，查圖2-1a得t=22℃：K1=5.6，K2=1.24，K3=0.38，K4=0.19故塔頂溫度為22℃。某精餾塔的操作壓力為0.1Mpa，其進料組成為組分正丁烷正戊烷正己烷正庚烷正辛烷總合組成（摩爾分數）0.050.170.650.100.031.00試求：①露點進料的進料溫度。②泡點進料的進料溫度。解：①露點進料的進料溫度設t=20℃，p=0.1MPa=100kPa，由查圖2-1a得：K1=2.1，K2=0.56，K3=0.17，K4=0.055，K5=0.017選正己烷為參考組分，則由和p=100kPa，查圖2-1a得t=78℃：K1=9.5，K2=3.2，K3=1.315，K4=0.56，K5=0.25由和p=100kPa，查圖2-1a得t=74℃：K1=8.5，K2=2.9，K3=1.119，K4=0.48，K5=0.20故露點進料的進料溫度為74℃。②泡點進料的進料溫度設t=20℃，p=0.1MPa=100kPa，由查圖2-1a得：K1=2.1，K2=0.56，K3=0.17，K4=0.055，K5=0.017由和p=100kPa，查圖2-1a得t=50℃：K1=5.2，K2=1.6，K3=0.54，K4=0.21，K5=0.085由和p=100kPa，查圖2-1a得t=54℃：K1=5.5，K2=1.76，K3=0.60，K4=0.25，K5=0.095故泡點進料的進料溫度為54℃。已知第一脫甲烷塔的進料組成及操作條件下各組分的相平衡常數如下表所示，要求甲烷的蒸出率為98%，乙烯的回收率為96%，試分別按清晰分割和不清晰分割方法計算餾出液和釜液的組成，并比較兩種計算結果。序號1234567組分H2CH4C2H4C2H6C3H6C3H8C4xiF/摩爾%33.85.833.225.70.500.200.70Ki/1.70.280.180.0330.0220.004解：取100Kmol進料為基準，選取甲烷為輕關鍵組分，乙烯為重關鍵組分。按清晰分割的概念，組分1為輕組分，全部從塔頂餾出液在采出，組分4、5、6、7為重組分，全部從塔釜液中采出。由于甲烷的蒸出率為98%；乙烯的回收率為96%；或；；；；將計算結果列表如下：組分H2CH4C2H4C2H6C3H6C3H8C40.3380.580.3320.2570.0050.0030.0071.0000.8280.1390.033////1.000/0.0020.5380.4340.0080.0050.0121.00033.85.6841.328////40.8120.11631.87225.700.500.300.7059.188不清晰分割物料衡算由計算各組分的相對揮發度，結果列表。序號1234567組分H2CH4C2H4C2H6C3H6C3H8C4xiF/摩爾%33.85.833.225.70.500.200.70Ki/1.70.280.180.0330.0220.004αi3/6.0711.00.6430.1180.0790.014由于氫氣的相對揮發度很大，該組分全部從塔頂餾出液中采出。由和分別計算組分4、5、6、7的分布。對組分4：；而由此計算得；對組分5：；而由此計算得；將計算結果列表如下：組分H2CH4C2H4C2H6C3H6C3H8C40.3380.580.3320.2570.0050.0030.0071.0000.8240.1390.0320.005///1.000/0.0020.5400.4320.0080.0050.0121.00033.85.6841.3280.189///41.0010.11631.87225.5110.500.300.7058.999某連續精餾塔的進料、餾出液、釜液組成以及平均條件下各組分對重關鍵組分的平均相對揮發度如下：組分ABCD∑0.250.250.250.251.000.500.480.02/1.00/0.020.480.501.0052.510.2進料為飽和液體進料。試求：a.最小回流比，b.若回流比，用簡捷法求理論板數。解：以F=100Kmol進料為基準，由題意選擇B為輕關鍵組分，C為重關鍵組分。采用Fenske公式計算最少理論板數：采用Underwood法計算最小回流比：；由于進料為飽和液體進料，故，采用N-R法迭代求，設由題意，，查吉利蘭（Gilliland）關聯圖求得理論板數要求在常壓下分離環己烷a.（沸點80.8℃）和苯b.（沸點80.2℃），它們的恒沸組成為苯0.502（摩爾分數），共沸點77.4℃，現以丙酮為恒沸劑進行恒沸精餾，丙酮與環己烷形成恒沸物，共沸組成為0.60（環己烷摩爾分數），若希望得到幾乎純凈的苯，試計算：①所需恒沸劑量。②塔頂、塔釜餾出物量各為多少。（以100kmol/h進料計）解：以100kmol/h進料為基準，設丙酮恒沸劑的用量為Skg，恰好與料液中的環己烷組成恒沸物，進料量和塔頂恒沸物的量和組成分別為。對環己烷作物料平衡；恒沸劑S的用量為由于塔釜希望得到幾乎純凈的苯，四氫呋喃a.-水b.混合液當（摩爾分數）時形成恒沸物，恒沸溫度為63.4℃，當以呋喃（S）為恒沸劑時，則與其水成為非均相恒沸物，恒沸溫度為30.5℃，恒沸組成為。要求該溶液分離得（頂）及（釜），試以簡捷法計算所需理論板數N。已知：；；；；；。30.5℃時各飽和蒸汽壓：；；甲醇a.-丙酮b.在55.7℃時形成恒沸物，其恒沸組成為，水和苯均可作為萃取劑進行萃取精餾以分離甲醇和丙酮，試通過計算確定水c.與苯d.的選擇度，并據理說明哪種萃取劑更佳及塔頂餾出液各為何種物質？

已知：；；；；；；；；；；解：以水作萃取劑以苯作萃取劑，以苯作為萃取劑進行萃取精餾分離甲醇和丙酮更佳，而水作為萃取劑比不加入萃取劑時的效果更差。由于甲醇的沸點（64.7℃）高于丙酮（55.7℃），則塔頂餾出物為丙酮，塔釜餾出物為甲醇和苯。乙酸甲酯a.和甲醇b.混合物在45℃時為恒沸物，今以水為溶劑進行萃取精餾，已知其組成為，；；；；；；。試求其選擇度，并說明塔頂餾出何物？

解：由于甲醇的沸點（64.7℃）低于乙酸甲酯（℃），則塔頂餾出物為甲醇酮，塔釜餾出物為乙酸甲酯和水。某裂解氣組成如下表所示。組分H2CH4C2H4C2H6C3H6i-C4H10∑0.1320.37180.30200.0970.0840.01321.000現擬以i-C4H10餾分作吸收劑，從裂解氣中回收99%的乙烯，原料氣的處理量為100kmol/h，塔的操作壓力為4.052Mpa，塔的平均溫度按-14℃計，求：①為完成此吸收任務所需最小液氣比。②操作液氣比若取為最小液氣比的1.5倍，試確定為完成吸收任務所需理論板數。③各個組分的吸收分率和出塔尾氣的量和組成。④塔頂應加入的吸收劑量。解：選乙烯為關鍵組分，查得在4.052Mpa和-14℃下各組分的相平衡常數列于下表。a.最小液氣比的計算在最小液氣比下，9，b.理論板數的計算操作液氣比關鍵組分的吸收因子為理論板數c.各個組分的吸收分率和出塔尾氣的量和組成由和以及；；進行計算結果見表。組分H2CH4C2H4C2H6C3H6i-C4H10∑0.1320.37180.30200.0970.0840.01321.000Ki/3.150.720.500.1450.056，kmol/h13.237.1830.29.78.41.32100.0A/0.33941.4852.13847.37419.09300.33940.990.9951.0001.00013.224.5610.3020.04850038.11150.34640.64450.00790.0013d.吸收劑量塔內氣體的平均流率為：塔內液體的平均流率為：由，得擬進行吸收的某廠裂解氣的組成如下。組分CH4C2H6C3H8i-C4H10n-C4H10i-C5H10n-C5H10n-C6H14∑0.7650.0450.0650.0250.0450.0150.0250.0151.000當在1.013Mpa壓力下，以相對分子質量為220的物質為吸收劑，吸收劑溫度為30℃，而塔中液相平均溫度為35℃。試計算異丁烷（i-C4H10）回收率為0.90時所需理論塔板數以及各組分的回收率。操作液氣比為最小液氣比的1.07倍，求塔頂尾氣的數量和組成。解：選異丁烷為關鍵組分，查得在1.013Mpa和35℃下各組分的相平衡常數列于下表。a.最小液氣比的計算在最小液氣比下，，b.理論板數的計算操作液氣比關鍵組分的吸收因子為理論板數c.各個組分的回收率和塔頂尾氣的數量和組成由和以及；；進行計算結果見表。組分CH4C2H6C3H8i-C4H10n-C4H10i-C5H10n-C5H10n-C6H14∑0.7650.0450.0650.0250.0450.0150.0250.0151.000Ki19.04.01.370.590.440.200.150.055,kmol/h76.54.56.52.54.51.52.51.5100.0A0.02990.1420.41460.9631.2912.8403.78710.3270.02990.1420.41460.900.9871.0001.0001.00074.2133.8613.80510.250.058500082.190.9030.0470.0460.0030.0011.000d.吸收劑量塔內氣體的平均流率為：塔內液體的平均流率為：由，得在一精餾塔中分離苯（B），甲苯（T），二甲苯（X）和異丙苯（C）四元混合物。進料量200mol/h，進料組成zB=0.2,zT=0.1,zX=0.4(mol)。塔頂采用全凝器，飽和液體回流。相對揮發度數據為：=2.25，=1.0，=0.33，=0.21。規定異丙苯在釜液中的回收率為99.8%，甲苯在餾出液中的回收率為99.5%。求最少理論板數和全回流操作下的組分分配解：根據題意頂甲苯為輕關鍵組分，異丙苯為重關鍵組分，從相對揮發度的大小可以看出，二甲苯為中間組分，在作物料衡算時，初定它在餾出液和釜液中的分配比，并通過計算修正物料衡算如下組分 進料 餾出液 釜液B 40 40 -T 60 600.995 600.005X 20 2 18C 解得D=101.86W=98.14=0.5861=0.0031=0.00157=0.8135=7.35解得=1.05mol；=18.95mol組分 進料 B 40 40 —T 60 600.995 600.005X 20 1.05 18.95C 80 組分 B 0.3964 0T 0.5916 0.0030X 0.0104 0.1912C 0.00158 0.8057=7.37組分進料餾出液釜液數量Mol%數量mol%數量mol%苯40204039.643—甲苯603059.759.1670.33.02二甲苯20101.041.0318.9619.13異丙苯某原料氣組成如下：組分 CH4 C2H6 C3H8 i-C4H10 n-C4H10 i-C5H12 n-C5H12 n-C6H14y0(摩爾分率)0.765 0.045 0.035 0.025 0.045 0.015 0.025 0.045先擬用不揮發的烴類液體為吸收劑在板式塔吸收塔中進行吸收，平均吸收溫度為38℃，壓力為1.013Mpa，如果要求將i-C4H10回收90%。試求：①為完成此吸收任務所需的最小液氣比。②操作液氣比為組小液氣比的1.1倍時，為完成此吸收任務所需理論板數。③各組分的吸收分率和離塔尾氣的組成。④求塔底的吸收液量解：由題意知，i-C4H10為關鍵組分由P=1.013Mpa，t平=38℃查得K關=0.56（P-T-K圖）①在最小液氣比下N=∞，A關=中關=0.9=0.560.9=0.504②.=1.10.504=0.5544所以理論板數為③它組分吸收率公式，計算結果如下：組分進料量相平衡常數Ki被吸收量塔頂尾氣數量組成CH476.517.40.0320.0322.44874.050.923C2H64.53.750.1480.1480.6683.8340.048C3H83.51.30.4260.4261.4912.0090.025i-C4H102.50.560.990.902.2500.2500.003n-C4H104.50.41.3860.994.4550.0450.0006i-C5H121.50.183.081.001.5000.00.0n-C5H122.50.1443.851.002.5000.00.0n-C6H144.50.0569.91.004.5000.00.0合計100.0———19.81080.190以CH4為例： = =V1（CH4）=（1-）VN+1=（1-0.032）76.5=74.05 ④塔內氣體平均流率：Kmol/h塔內液體平均流率：L=由=0.5544；=40.05Kmol/h某1、2兩組分構成二元系，活度系數方程為，，端值常數與溫度的關系：A=1.7884-4.2510-3T（T，K）蒸汽壓方程為 （P：kPa：T：K）假設汽相是理想氣體，試問99.75Kpa時①系統是否形成共沸物？②共沸溫度是多少？解：設T為350K則A=1.7884-4.2510-3350=1.7884-1.4875=0.3009； =91.0284；=119.2439因為在恒沸點由得=0.9487 =0.0513 =1.0008 =1.3110P==1.00080.948791.0284+1.31100.0513119.2439=95.0692設T為340K則A=1.7884-4.2510-3340=0.3434； =64.7695；=84.8458由=0.8931 =1-0.8931=0.1069 =1.0039 =1.3151P==1.00390.893164.7695+1.31510.106984.8458=69.9992設T為352K則A=1.7884-4.2510-3352=0.2924； =97.2143；=127.3473由=0.9617 =1-0.9617=0.0383 =1.0004 =1.3105P==1.00040.961797.2143+1.31050.0383127.3473=99.9202在101.3Kpa壓力下氯仿a.-甲醇b.系統的NRTL參數為：=8.9665J/mol，=-0.83665J/mol，=0.3。試確定共沸溫度和共沸組成。 安托尼方程（：Pa；T：K） 氯仿： 甲醇：解：設T為53.5℃ 則=76990.1 =64595.6 由，===0.06788==1.2852== ==-===0.1755求得=0.32 =1.2092 =0.8971==69195.98Pa101.3kPa設T為60℃則=95721.9 =84599.9-===0.1235設T為56℃則=83815.2 =71759.3-===0.1553求的當-=0.1553時求得=0.30 =1.1099 =0.9500==75627.8Pa101.3kPa以水為溶劑對醋酸甲酯(1)-甲醇(2)溶液進行萃取精餾分離。料液的=0.649（摩爾分率），呈露點狀態進塔。要求塔頂餾出液中醋酸甲酯的濃度=0.95，其回收率為98%。選取塔的精餾段中溶劑的濃度=0.8，操作回流比為最小回流的1.5倍。試計算溶劑與料液之比和所需的理論板數。經研究，此三元系中各組分活度系數可按式（2-73）計算，查得的端值常數為：=1.0293，=0.9464。，=0.8289，=0.5066,=2.9934,=1.8881而C0解：a.以100kmol進料為基準進行物料衡算：根據題意D=0.98，F=0.9864.9=63.6kmol/h已知=0.95，所以D=66.9kmol/h設溜出液中不含溶劑，所以。令為脫溶劑基的塔底產品量，則=64.9-63.6=1.3kmol/h一般塔頂產品中溶劑含量可以忽略，因此=F-D=100-66.9=33.1kmol/h于是，b.計算平均相對揮發度，由于此三元系中三對兩元素的端值常數相對接近，均近似為對稱系統，因此兩組分間的活度系數之比可以按式（2-153）計算。，計算溶劑加入板=0.9879(0.01-0.19)+0.8(2.441-0.6678)=1.2407。式中用到的濃度計算如下：選定=0.8，，。算得。又組分1和2在恒沸點54℃時的蒸汽壓分別為=90.24，。因此=（計算塔釜=0.9879（0.1921-0.0079）+0.8（2.441-0.6687）=1.600=4.955式中用到的濃度為：=0.8，=（1-0.8）0.0393=0.0079，于是=（本列中因為進料狀態是露點。全塔溶劑濃度近似為常數，故認為全塔為常數，等于==5.66c.計算最小回流比（式2-139d）=取R=1.5=1.121d.計算全回流時（包括釜）=e.計算實際回流比下的N（包括釜）查圖2-13得N=7.6塊（包括釜）此外，在溶劑加入板上應該用一各回收段，可取3~4塊板。f.計算溶劑量對進料量的比值S/F先計算（式2-164）式中和可以按下列兩式計算：算得=26.8，=5.7。代入上式得進料板處，可估計=0.8，=0.6490.2=0.1298，=0.0702。用同樣方式可算得=37.3，=6.22因此=式（2-175）因此S/F=205.7/100=2.057。在轉盤塔中有機溶劑萃取烴類混合物中的芳烴。原料處理量100噸/天，溶劑：進料=5：1（質量）。取溶劑相為連續相。有關物性數據為溶劑=1200Kg/,烴=5.924N/m轉盤塔轉速n=0.5。結構尺寸的比例為：，，。試計算所需塔徑。解：為計算塔徑。必先求特性速度，而的計算式中含由特定的塔徑，故應試差。假設D=2.1m則,=1.26m,=0.21m由式（5-30）得=0.069/s由式（5-35）由式（5-33）設計速度取液泛速度的75%由式（5-39）由于D=2.05可直接圓整成2.1m，故不再繼續試差。乙醇-苯-水系統在101.3kPa，64.86℃形成恒沸物，其組成為22.8mol%乙醇a.，53.9mol%苯b.和23.3mol%水c.，利用恒沸點氣相平衡組成與液相組成相等這樣有利條件，計算在64.86℃等溫分離該恒沸混合液成為三個純液體產物所需的最小功。解：在等溫等壓條件下，將其分離成純組分時所需最小功為設為理想溶液，，若含乙烯32.4%的乙烯-乙烷混合物于2Mpa壓力下進行蒸餾，塔頂為純乙烯，溫度為239K，塔釜為純乙烷、溫度為260K，正常操作下，塔釜加入熱量為8800kJ/kg乙烯，試計算分離凈耗功為多少？

解：設環境溫度，，乙烯的量為計算題21的熱力學效率。解：試求環境溫度下，下表所示的氣體分離過程的最小功。組分C2C3n-C4n-C5n-C6∑進料kmol/h30200370350501000產品1kmol/h301924226產品1kmol/h836635050774解：求出各物流的組成組分C2C3n-C4n-C5n-C6∑進料kmol/h30200370350501000xiF0.030.200.370.350.051.00產品1kmol/h301924226xi10.1330.8500.0171.00產品1kmol/h836635050774xi20.0100.4730.4520.0651.00將含丙稀80%（摩爾）和丙烷20%的料液在常壓下分離為含丙稀99.6%和5%的兩股產品，試求分離最小功。設料液和產品均處于環境溫度298K，料液可以當作理想溶液。解：設料液量為1kmol，計算兩股產品的量：聯列解得：0.7928kmol,0.2072kmol分離最小功由式（6-15）計算：=[0.7928(0.996ln0.996+0.004ln0.004)+0.2072(0.05ln0.05+0.95ln0.95)-(0.8ln0.8+0.2ln0.2)]RT0=0.4386RT0=1087.4KJ/Kmol料液已知某混合0.05乙烷,0.30丙烷0.65正丁烷(摩爾分率),操作壓力下各組分的平衡常數

可按下式進行計算,試求其泡點溫度.

乙烷:K=0.13333t+46667

丙烷：k=0.6667t+1.13333

正丁烷：k=0.02857t+0.08571

(t的單位為℃)設溫度為了10℃，用泡點方程∑Kixi=1進行試差，不滿足泡點方程，設溫度為7.2℃，重新試差，滿足泡點方程，泡點溫度為7.2℃，結果見表。

組份

組份設溫度為10℃設溫度為7.2℃圓整KiKixiKiKixi

乙烷0.056.80000.3406.42660.3210.323丙烷0.301.80000.5401.61340.4840.487正丁烷0.650.37140.2410.29140.1890.190Σ1.00

1.121

0.9941.000已知某混合0.05乙烷,0.30丙烷0.65正丁烷(摩爾分率),操作壓力下各組分的平衡常數

可按下式進行計算,試求其露點溫度.

乙烷:K=0.13333t+46667

丙烷：k=0.6667t+1.13333

正丁烷：k=0.02857t+0.08571

(t的單位為℃)設溫度為24℃，用泡點方程∑yi/Ki=1進行試差，不滿足露點方程，設溫度為23℃，

重新試差，滿足露點方程，露點溫度為23℃,結果見表。

組份

組份設溫度為24℃設溫度為23℃圓整KiKixiKiKixi

乙烷0.058.66660.0068.53330.0060.006丙烷0.302.73340.1102.66670.1120.113正丁烷0.650.77140.8430.74280.8750.881Σ1.00

0.959

0.9931.000一輕烴混合物進行精餾塔的計算，求得陽小回流比Rm=1.45,最小理論板數Nm=求得最小回流化為R=1.25Rm,全塔平均板效率為n＝0.60，求所需最小塔板板數。R＝1.25×1.45=1.8125

由此圖查，得：

由于，Nm＝8.6所以，N＝19.43

實際板數為：19.43/0.6=32.4=33塊某多組分精餾塔的原料組成、產品組成（組分1為輕關鍵組分）及各組分的相對揮建發度如表所示，已知提餾段第n板上升的氣相組成,提餾段操作線方程為,精餾段操作線方程為xn,i=1.2yn-1,i-0.2xD,i試求離開第n+2板的液相組成.(要求各板組成列表)(塔序從下往上,第n+1板為進料板).

(1)用提餾段操作線方程xni=0.8yn-1,i+0.2xWi計算x'n+1,i,即

xn+1,1=0.8×0.473+0.2×0.013=0.381

其他組分的計算結果列于表。.(2)用相平衡方程計算y'n+1,i計算結果列于表.(3)由于第n+1板為進料板為進料板,所以,用精餾段操作線方程計算xn+2,I,即

其他組分的計算結果列于表。(4)計算結果匯總

xn+1,i

αx'n+1,i

y'n+1,i

x'n+2,i

xn+2,i

10.38100.93350.62230.50040.5508

20.52340.52340.34890.40970.4147

30.05020.02460.01640.04650.0197

40.04540.01860.01240.04340.0149

∑

1.00001.5000

已知組分1和組分蘗期所構成的二元系統，當處于汽-液-液平衡時，兩個平衡的液相組成如下:x2α=0.05,x1β=0.05，兩個純組分的飽和蒸氣壓此時分別為P10=0.65amt,P20=0.75atm，此對稱系統的范拉爾常數（用Ln表示）為A=3.272求：(1)γ2α,γ1β

(2)平衡壓力

(3)平衡的氣相組成。試求總壓力為86。695Kpa時，氨仿a.-乙醇b.之共沸組成與共沸溫度。已知：設溫度為55℃，則由飽和蒸汽壓公式得

P1s=82.372

P2s=37.311由恒沸物的特點有：由于lnγ1/γ2=0.59x22-1.42x12+1.66x1x2故ln37.311/82.372=0.59x22-1.42x12+1.66x1x2又x1+x2=1由上式解得：x1=0.8475，x2=0.1525由活度系數公式得γ1=1.0475，γ2=2.3120所以P=γ1x1

P1s+γ2x2

P2s=86.279已知A、B兩組分在壓力p=760mmhg下所形成的均相恒沸物的組成XA=0.65（摩爾分率），在恒沸溫度下純A組分的飽和蒸汽壓電效應507mmhg，純B組分的飽和蒸氣壓=137=mmhg求：a.在恒沸組成條件下的活度系數。

b.該恒沸物是最低溫度恒沸物還是最高溫度恒沸物為什么a.均相恒沸物的特點b.該恒沸物是正偏差最溫度的恒沸物，因為兩組分得活度系數皆為大于1，故一定是正偏差物系。

醋酸甲酯a.和甲醇b.混合物系的范拉爾數（用ln表示）為A12=1.029,A21=0.946,在54℃時，純組分的飽和蒸氣壓數據分別為P10=677mmHg,P20=495mmHg試判斷：a.在54℃時有無恒沸物？b.形成什么樣的恒沸物？由范拉爾方程計算無限稀釋溶液的活度系數

因為滿足γ1∞>P20/P10>1/γ2∞所以形成最高壓力的恒沸物。

用烴油吸收含85%乙烷，10%丙烷和平演變%正丁烷（摩爾百分率）的氣體，采用的油氣比為1，該塔處理的氣體量為100kmol/h操作壓力為3大氣壓，實際板數為20塊，板效率為25%

計算：a.平均溫度為多少，才能回收90%的丁烷；

b.各組份的平衡數；

c.吸收因子、吸收率；

d.尾氣的組成。操作務件下各組分的平衡常數如下：

乙烷：K=0.13333t+5.46667

丙烷:

K=0.06667+1.3333

正丁烷:K=0.02857t+0.08571(t的單位為℃)(1)求平均溫度

解得t=26.09℃

(2)各組份的平衡常數

K1=0.13333×26.09=5.46667=8.945

K2=0.06667×26.09+1.13333=2.873

K3=0.02857×26.09+0.08571=0.831(3)吸收因子、吸收率

以乙烷為例

其他組分的計算結果見表(4)尾氣的組成見表組分νN+1吸收因子A吸收率φ尾氣量尾氣組成乙烷850.1120.11275.480.915丙烷100.3480.3476.530.079正丁烷51.2030.9000.500.006Σ82.511.000某廠裂解氣組成（摩爾%）如下：13.2%氫、37.18%甲烷、30.2乙烯、9.7%乙烷、8.4%丙烯、1.32異丁烷、所用的吸收劑中不含所吸收組分。要求乙烯的回收率達到99%。該吸收塔處理的氣體量為100kmo1/h，操作條件下各組分的相平衡常數如下：

氫

甲烷

乙烯

乙烷

丙烷

異丁烷

∞

3.1

0.72

0.52

0.15

0.058

操作液氣化為最小液氣比的1.5倍

試求:

(1)

最小液氣化;

(2)

所需理論板數;

(3)

各組份的吸收因子、吸收率

(4)

塔頂尾氣的組成及數量；

(5)

塔頂應加入的吸收劑量解：(1)

最小液氣化

(2)所需理論板數N

(3)各組份的吸收因子、吸收率

吸收因子，以甲烷為例：

吸收率，以甲烷為例：

(4)塔頂尾氣的組成及數量（見表）νN+1AφνN+1φν1y1

H13.200013.234.68C1037.23.4490.3412.6424.5664.48C2=30