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第3章非均相物系分開一、選擇題

恒壓過濾且介質阻力忽略不計時，如粘度降低20%，則在同一時刻濾液增加（）。A、11.8%；B、9.54%;C、20%;D、44%

板框式壓濾機由板與濾框構成，板又分為過濾板和洗滌板，為了便于區別，在板與框的邊上設有小鈕標志，過濾板以一鈕為記號，洗滌板以三鈕為記號，而濾框以二鈕為記號，組裝板框壓濾機時，正確的鈕數排列是（）.A、1—2—3—2—1B、1—3—2—2—1C、1—2—2—3—1D、1—3—2—1—2與沉降相比，過濾操作使懸浮液的分開更加（）。

A、迅速、完全B、緩慢、完全C、迅速、不完全D、緩慢、不完全多層隔板降塵室的生產能力跟以下哪個因素無關（）。A、高度B、寬度C、長度D、沉降速度降塵室的生產能力（）。A、與沉降面積A和沉降速度ut有關

B、與沉降面積A、沉降速度ut和沉降室高度H有關C、只與沉降面積A有關D、只與沉降速度ut有關

現采用一降塵室處理含塵氣體，顆粒沉降處于滯流區，當其它條件都一致時，比較降塵室處理200℃與20℃的含塵氣體的生產能力V的大小（）。

A、V200℃>V20℃B、V200℃＝V20℃C、V200℃t0

顆粒作自由沉降時，Ret在（）區時，顆粒的形狀系數對沉降速度的影響最大。A、斯托科斯定律區B、艾倫定律區C、牛頓定律區D、不確定(天大99)

恒壓過濾，單位面積累積濾液量q與時間τ的關系為（）。

旋風分開器的分割粒徑d50是（）

A、臨界粒徑dc的2倍B、臨界粒徑dc的2倍C、粒級效率ηpi=0.5的顆粒直徑

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對不可壓縮濾餅，當過濾兩側的壓強差增大時，單位厚度床層的流到阻力將（）。A、增大；B、不變；C、減小；D、不確定。對可壓縮濾餅，當過濾兩側的壓強差增大時，單位厚度床層的流到阻力將（）。A、增大；B、不變；C、減小；D、不確定。恒壓過濾中，隨過濾時間的增加，濾餅厚度將（），過濾阻力將（），過濾速率將（）。

A、增大；B、不變；C、減小；D、不確定。恒壓過濾中，當過濾介質阻力可以忽略時，濾液體積與過濾時間的（）成正比。A、2次方B、4次方C、1/2次方D、1/4次方

型號為BMS20/635-25共25個框的板框壓濾機，其過濾面積約為（）m2。A、20B、635C、25D、0.4

板框壓濾機洗滌速率與恒壓過濾終了的速率的1/4這一規律只在（）時才成立。A、過濾時的壓差與洗滌時的壓差一致B、濾液的粘度與洗滌液的粘度一致

C、過濾時的壓差與洗滌時的壓差一致且濾液的粘度與洗滌液的粘度一致

D、過濾時的壓差與洗滌時的壓差一致，濾液的粘度與洗滌液的粘度一致，而且過濾面積與洗滌一致

恒壓過濾且介質阻力忽略不計，如粘度降低20℅，則在同一時刻濾液增加（）A、11.8℅B、9.54℅C、20℅D、44℅

過濾介質阻力忽略不計，以下恒壓過濾循環中那種生產能力最大（）（θ為時間）A、θ過濾=θ洗滌B、θ洗滌+θ過濾=θ輔C、θ過濾=θ洗滌+θ輔D、θ洗滌=θ過濾+θ輔

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在板框壓濾機中，如濾餅的壓縮性指數S=0.4，且過濾介質阻力可忽略不計，則當過濾的操作壓強增加到原來的2倍后，過濾速率將為原來的（）倍。A、1.3B、1.2C、1.4D、1.5

若沉降室高度降低，則沉降時間（）；生產能力（）。

A、不變；B、增加；C、下降；D、不確定。在探討旋風分開器分開性能時，臨界直徑這一術語是指（A、旋風分開器效率最高時的旋風分開器的直徑B、旋風分開器允許的最小直徑

C、旋風分開器能夠全部分開出來的最小顆粒的直徑D、能保持滯流流型時的最大顆粒直徑旋風分開器的總的分開效率是指（）。A、顆粒群中具有平均直徑的粒子的分開效率B、顆粒群中最小粒子的分開效率

C、不同粒級（直徑范圍）粒子分開效率之和D、全部顆粒中被分開下來的部分所占的質量分率在離心沉降中球形顆粒的沉降速度（）。A、只與d，ρs，ρ，ut，r有關B、只與d，ρs，ut，r有關C、只與d，ρs，ut，r，g有關D、只與d，ρs，ut，r，K有關

（題中ut氣體的圓周速度，r旋轉半徑，K分開因數）一般在產品樣本中所列的旋風分開器的壓降數據是（）。4

）。

A、氣體密度為1.0kg/m3時的數值B、所要求的操作狀況下的數值C、1atm，30℃空氣的數值D、氣體密度為1.2kg/m3時的數值

在板框過濾機中，如濾餅不可壓縮，介質阻力不計，過濾時間增加一倍時，其過濾速率為原來的（）。

A、2倍B、1/2倍C、1/2倍D、4倍粘度增加一倍時，過濾速率為原來的（）。A、2倍B、1/2倍C、1/2倍D、4倍

在重力場中，含塵氣體中固體粒子的沉降速度隨溫度升高而（）。A、增大B、減小C、不變降塵室的生產能力與（）有關。

A、降塵室的底面積和高度B、降塵室的底面積和沉降速度C、降塵室的高度和寬度

當洗滌與過濾條件一致時，板框過濾機的洗滌速率為最終過濾速率的（）倍。A、1/4B、1C、2D、4

當洗滌條件與過濾條件一致時,加壓葉濾機的洗滌速率為最終過濾速率的（）倍，而板框過濾機的洗滌速率為最終過濾速率的（）倍。A、1/4B、1/2C、1D、2過濾常數K與操作壓強差的（）次方成正比。A、1B、sC、s–1D、1-s

過濾常數K隨操作壓強差的增大而（），隨過濾面積增加而（）。

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A、增大B、不變C、減小

二、填空題

沉降操作是指____________。根據沉降操作的作用力，沉降過程有____________和____________兩種。

若氣體中顆粒的沉降處于滯流區，當氣體溫度升高時，顆粒的沉降速度將____________，顆粒的沉降速度與粒徑的關系是____________。

顆粒形狀與球形的差異程度，可用它的球形度來表征。球形度是指____________。顆粒沉降速度的計算方法有：____________，____________兩種。

降塵室是指________________________的設備。其生產能力只與____________和____________有關，與降塵室的____________無關。為提高其生產能力，降塵室一般為____________。

用降塵室分開含塵氣體時，若顆粒在降塵室入口處的氣體中是均勻分布的，則某尺寸顆粒被分開下來的百分率等于________________________________________________。懸浮液的沉聚過程中，顆粒的表觀沉降速度是指____________的速度。

離心沉降是依靠____________實現的沉降過程。若顆粒與流體之間的相對運動屬于滯流，旋轉半徑R=0.4m，切向速度uT=20m/s時，分開因數KC等于____________。

旋風分開器是利用____________從氣流中分開出塵粒的設備。臨界粒徑是指在理論上____________顆粒直徑。

旋風分開器分開的是混合物，旋液分開器分開的是混合物，它們都屬于混合物。

過濾操作有兩種方式過濾和過濾。

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恒壓過濾時，過濾速度隨時間增加而，洗滌速率隨時間增加而，操作壓差將隨時間增加而。(A、增加B、減少C、不變)

板框壓濾機的洗滌速率是過濾終了速率的倍，葉濾機的洗滌速率是過濾終了速率的倍。

恒壓過濾某懸浮液，過濾1小時得濾液10m3,，若不計介質阻力，再過濾2小時可共得濾液m3。

離心分開因數Kc=，其值大小表示性能。

恒壓過濾時，過濾面積不變，當濾液粘度增加時，在一致的過濾時間內，過濾常數K將變____________，濾液體積將變____________。

恒壓過濾操作中，如不計介質阻力，濾餅不可壓縮，過濾壓力增加2倍，濾液粘度增加1倍，過濾面積也增加1倍，其它條件不變，則單位過濾面積上的濾液量為原來的____________。

用板框過濾機過濾某種懸浮液。測得恒壓過濾方程為q2?0.02q?4?10?5?（θ的單位為s），則K為m2/s，qe為m3/m2，?e為s。

在重力沉降操作中，影響沉降速度的因素主要有、和。

沉降器是利用________的區別，使液體中的固體微粒沉降的設備。旋風分開器是利用_________的作用從氣流中分開出灰塵（或液滴）的設備。

欲去除氣體中的固體顆粒，可采用的措施有____________和____________。欲去除懸浮液中的固體顆粒，可采用的方法有____________、____________和____________。

在非均相物系中，處于分散狀態的物質稱（），處于連續狀態的物質稱____________。在非均相物系中，由于連續相和分散相具有不同的____________性質，故常用機械方法分開。

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非均相物系分開適用于____________靜止，____________運動，及____________、____________、____________狀況。

重力沉降中，當分散相濃度較高時，往往發生（）沉降。非球形顆粒與球形顆粒相差程度愈大，則球形度ΦS愈____________。滯流沉降時，當溫度升高，重力沉降所用時間將____________。降塵室的生產能力與其____________有關，而與____________無關。對旋風分開器而言，臨界粒徑愈小，分開效率愈____________。離心沉降的分開效率比重力沉降的____________。過濾操作中參與助濾劑的目的是____________。

恒壓過濾中的推動力是____________，阻力來自于____________和____________。對不可壓縮濾餅，過濾速度與濾餅上、下游的壓強差成____________比，與濾餅厚度成____________，比，與濾液粘度成____________。

當過濾介質阻力可以忽略時，過濾常數Ve為____________。對板框壓濾機，洗滌路徑為過濾終了路徑的____________。對板框壓濾機，洗滌面積為過濾終了路徑的____________。對加壓葉濾機，洗滌路徑為過濾終了路徑的____________。對加壓葉濾機，洗滌面積為過濾終了路徑的____________。

按操作方式，過濾分為間歇和連續兩種，其中加壓葉濾機屬于____________方式過濾設備，轉筒真空過濾機屬于____________方式過濾設備。

沉降是指在某種力的作用下，固體顆粒____________流體產生定向運動而實現分開的操作過程。

過濾常數K與流體的粘度成____________。

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含塵氣體通過長為4m，寬為3m，高為1m的降塵室，已知顆粒的沉降速度為0.03m/s，則該降塵室的生產能力為____________。

單個球形顆粒在靜止流體中自由沉降，沉降速度落在____________區，若顆粒直徑減小，沉降速度____________，顆粒密度增大，沉降速度____________，流體粘度提高，沉降速度____________，流體密度增大，沉降速度____________。

過濾介質阻力忽略不計，濾餅不可壓縮，則恒速過濾過程中濾液體積由V1增多至V2=2V1時，則操作壓差由Δp1增大至Δp2＝____________。

在恒速過濾中，如過濾介質的阻力忽略不計，且過濾面積恒定，則所得的濾液量與過濾時間的____________次方成正比，而對一定的濾液量則需要的過濾時間與過濾面積的____________次方成____________比。依據____________式。

轉筒真空過濾機，轉速越快，每轉獲得的濾液量就越____________，單位時間獲得的濾液量就越____________，形成的濾餅層厚度越____________，過濾阻力越____________。粒子沉降過程分加速階段和__________階段，沉降速度是指__________階段顆粒的速度；旋風分開器的高/徑比越大，分開器的分開效率，壓降。降塵室的生產能力理論上與降塵室的無關。

降塵室的生產能力僅與_______________和______________有關，而與降塵室的________________無關。

不可壓縮濾餅、恒壓過濾且介質阻力忽略不計，若將過濾壓強提高20%，則在同一時刻得到的濾液是原來___________倍？三、判斷題

含塵氣體中的固體粒子在滯流區沉降時,操作溫度升高,重力沉降速度減小.()

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理論上降塵室的生產能力只與其沉降面積及氣體的速度有關。（）

懸浮液中的固體粒子在滯流區沉降時,操作溫度升高,重力沉降速度減小.()

四、計算題

用板框過濾機過濾某懸浮液，一個操作周期內過濾20分鐘后共得濾液4m3（濾餅不可壓縮，介質阻力可略）。若在一個周期內共用去輔助時間30分鐘，求：該機的生產能力；若操作壓強加倍，其它條件不變（物性、過濾面積、過濾時間與輔助時間），該機生產能力提高了多少？

一板框壓濾機在某壓力下經恒壓過濾后得如下過濾方程：（q+6）2=100(θ+10)，式中q的單位為m3/m2，θ的單位為秒s，設過濾面積為0.5m2，濾餅不可壓縮。試求：1.在上述條件下恒壓過濾90s時得多少濾液量？2.若過濾壓力加倍，同樣恒壓過濾90s又能得多少濾液量？

用尺寸為810?810?25(mm)的板框過濾機進行過濾，所得濾液與濾餅體積之比為12.84m3濾液/m3濾餅。若過濾常數K?8.23?10?5m2/s,qe?2.21?10?3m3/m2，濾餅充滿濾框時中止過濾，求：過濾時間；若用清水洗滌濾餅，水量為濾液量的0.1，洗滌壓差，溫度均與恒壓過濾時一致，求洗滌時間；若裝拆，整理時間為25分鐘，試求每只濾框的生產率。密度為1030Kg/m3、直徑為400μm的球形顆粒在150℃的熱空氣中下降，求其沉降速度。(1.8m/s)

求直徑為80μm的玻璃球在20℃水中等自由沉降速度，已知玻璃球的密度2500Kg/m3，水的密度為1000Kg/m3，水在20℃時的黏度為0.001Pas。(5.23×10-3m/s)

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密度為2500Kg/m3的玻璃球在20℃的水中和空氣中以一致的速度沉降，求在這兩種介質中沉降的顆粒直徑之比值，假設沉降處于斯托克斯區。(9.61)

一種測定粘度的儀器由一鋼球及玻璃筒組成，測試時筒內充滿被測液體，記錄鋼球下落一定距離的時間，球的直徑為6mm，下落距離為200mm，測試一種糖漿時記錄下來的時間間隔為7.32s，此糖漿密度為1300Kg/m3，鋼球的密度為7900Kg/m3，試求此糖漿的粘度。(4.74Pas)

直徑為0.08mm，密度為2469Kg/m3的玻璃球在溫度300K和101.3kpa的空氣中沉降。計算自由沉降速度。另有球形閃鋅礦顆粒，密度為1000Kg/m3，同樣在空氣中沉降，若其自由沉降速度與上述玻璃球一致，計算該顆粒的直徑。(0.443m/s，6.05×10-5m)

懸浮液中固體顆粒濃度為0.025kg懸浮液，濾液密度為1120m3，濕濾渣與其中固體的質量之比為2.5kg/kg，試求與1m3濾液相對應得干濾渣量ω，Kg/m3。(29.9)

一葉濾機過濾面積為0.2m2，過濾壓差為200KPa，過濾開始1小時得濾液20m3，又過濾1小時，又得濾液10m3，此時過濾終止，在原壓差下用5m3水洗滌濾餅，求洗滌時間。(0.583h)

板框壓濾機過濾面積為0.2m2，過濾壓差為202Kpa，過濾開始2小時得濾液40m3,過濾介質阻力忽略不計，問：1.若其它條件不變，面積加倍可得多少濾液？2.若其它條件不變，過濾壓差加倍，可得多少濾液？3.若過濾2小時后，在原壓差下用5m3水洗滌濾餅，求洗滌時間為多少？(80m3，56.6m3，2h)

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某降塵室長3米，在常壓下處理2500m3/h含塵氣體，設顆粒為球形，密度為2400Kg/m3，氣體密度為1Kg/m3，粘度為2×10-5pA、s，假使該降塵室能夠除去的最小顆粒直徑為4×10-5m，降塵室寬為多少？(2.2m)

有一重力降塵室長4m，寬2m，高2.5m，內部用隔板分成25層，爐氣進入降塵室時的密度為0.5Kg/m3，粘度為0.035cP，爐氣所含塵粒密度為4500Kg/m3。現要用此降塵室分開100μm以上的顆粒，求可處理的爐氣流量。(140m3/s)

用一多層降塵室除去爐氣中的礦塵。礦塵最小粒徑為8μm，密度為4000Kg/m3。降塵室長4.1m，寬1.8m，高4.2m，其它溫度為427℃，黏度為3.4×10-5pA、s，密度為0.5Kg/m3。若每小時的爐氣量為2160m3(標準態)，試確定降塵室內隔板的間距及層數。(0.083m，50層)

降塵室總高4m，寬1.7m，高4.55m，其中安裝39塊隔板，每塊隔板管道為0.1m。現每小時通過降塵室的含塵氣體為2000m3(標準態)，氣體密度為1.6Kg/m3(標準態)，氣體溫度為400℃，此時氣體黏度為3×10-5pA、s，塵粒的密度為3700Kg/m3，求此降塵室內沉降等最小塵粒的直徑。(8.12μm)

某降塵室長11m、寬6m、高4m，沿降塵室高度的中間加一層隔板，故塵粒在降塵室內的下降高度為2m。塵粒密度為1600Kg/m3，煙道氣的溫度為150℃，氣密度1.2Kg/m3，風機氣量為12500標準m3/h，核算該降塵室能否沉降35μm以上等塵粒。(能)

擬在9.81kpa的恒定壓強下過濾某一懸浮液，過濾常數K為4.42×10-3m2/s。已知水

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得黏度為1×10-3pA、s，過濾介質阻力可忽略不計，求1.每平方米過濾面積上獲得1.5m3濾液所需的過濾時間；2.若將此過濾時間延長一倍，可再得濾液多少？

某粒子的密度為1700kg/m3，在20℃的水中沉降，過程符合斯托克斯定律，其沉降速度為10mm/s。今將該粒子放入一待測粘度μ的溶液中，此溶液的密度為ρ=750kg/m3，測得沉降速度為4.5mm/s。求溶液的粘度是多少？在20℃時μ水=1.3×10-3PaS。用一板框壓濾機對懸浮液進行恒壓過濾，過濾20分鐘得濾液20m3，過濾餅不洗滌，拆裝時間為15分鐘，濾餅不可壓縮，介質阻力可略。試求：該機的生產能力，以m3（濾液）/h表示；假使該機的過濾壓力增加20℅，該機的最大生產能力為多少m3（濾液）/h？恒壓過濾某懸浮液，已知過濾5min得濾液1L，若又過濾5min后，試求：得到濾液量（L）；過濾速率（L/min）。設：過濾介質阻力可忽略。

采用板框壓過濾機進行恒壓過濾，操作1小時后，得濾液15m3，然后用2m3的清水在一致的壓力下對濾餅進行橫穿洗滌。假設清水的粘度與濾液的粘度一致。濾布阻力可略，試求：洗滌時間；若不進行洗滌，繼續恒壓過濾1小時，可另得濾液多少m3？

在3×105Pa的壓強下對鈦白粉的水懸浮液進行過濾試驗，測得K=5×10-5m2/s，qe=0.01m3/m2，υ=0.08。現采用38個框的BMY50/810-25型板框過濾機過濾此料漿，過濾條件與試驗時完全一致。求1.濾框充滿濾渣時需過濾時間；2.過濾完畢以濾液量1/10的清水進行洗滌的洗滌時間；3.若卸渣，重裝等輔助操作需15min，求每小時平均可得濾餅多少m3。

采用一臺38個框的BMS50/810-25型板框壓濾機恒壓間歇過濾某懸浮液，已知過濾常數K=5×10-5m2/s，qe=0.01m3/m2，濾餅與濾液體積比υ=0.08，當濾餅充滿濾框后用相當于濾液體積10％的清水進行洗滌，洗水溫度及表壓與過濾時一致。每次卸渣、重裝等全部輔助操作時間共需20min。計算：1.濾餅充滿濾框時的過濾時間θ，s；2.一個操作循環內的

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洗滌時間θW，s；3.過濾機的生產能力Q。

用一臺25個框的BMS20/635-25型板框過濾機，恒壓過濾濾餅與濾液體積比為0.1的懸浮液。已知操作條件下過濾常數K=3.5×10-5m2/s，Ve=0.26m3,過濾后用10%濾液量的清水進行洗滌,洗滌時洗水粘度同濾液,洗滌推動力與過濾時一致.卸渣、清洗、組裝等輔助操作時間為20分鐘，計算1.濾餅充滿濾框時的過濾時間；2.該過濾機的生產能力。用一臺BMY50/810-25型板框過濾機（共有38個框），恒壓過濾濾餅與濾液體積比為0.08的懸浮液。已知操作條件下過濾常數K=2.5×10-5m2/s，qe=0.0036m3/m2,過濾后用10%濾液量的清水進行洗滌,洗滌時洗水粘度同濾液,洗滌推動力與過濾時一致。卸渣、清洗、組裝等輔助操作時間為30分鐘，計算該過濾機的生產能力。

在一板框壓濾機內恒壓過濾某懸浮液。壓濾機共掛有10個框，框的尺寸為450×450×25mm。已知每得到1m3濾餅時能獲得1.5m3的濾液，過濾介質阻力的當量濾液量為1m3，過濾常數為m2/s。試求：1.濾框全充滿時的過濾時間？2.濾框全充滿時每小時獲得的濾液體積？

用板框過濾機進行恒壓過濾，1小時后得濾液10m3，若不計介質阻力，試求：1.過濾面積加倍，其他狀況不變，可得濾液多少？2.將操作時間縮短為40分鐘，其他狀況不變，可得濾液多少？

用加壓葉濾機進行恒壓過濾，40分鐘后得濾液10m3，若不計介質阻力，試求：1.過濾時間加倍，其他狀況不變，總共可得濾液多少？2.若將過濾面積加倍，其他狀況不變，可得濾液多少？

用板框過濾機恒壓過濾鈦白水懸浮液。過濾機的尺寸為：濾框的邊長810mm（正方形），每框厚度42mm，共10個框。現已測得：過濾10分鐘得濾液1.31m3，再過濾10分鐘共得濾液1.9m3。已知每獲得1m3濾液能得到濾餅0.1m3，試計算：1.將濾框完全充滿濾餅

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所需的過濾時間；2.若洗滌時間和輔助時間共45分鐘，求該裝臵的生產能力（以每小時得到的濾液體積計）。

第5章蒸發一、選擇題

以下蒸發器屬于自然循環型蒸發器的是（）蒸發器。

A、強制循環型B、升膜C、浸沒燃燒D、外熱式

與加壓、常壓蒸發器相比，采用真空蒸發可使蒸發器的傳熱面積（），溫度差（傳熱系數（）。

A、增大B、減小C、不變D、不確定蒸發操作能持續進行的必要條件是()。A、熱能的不斷供應，冷凝水的及時排除。B、熱能的不斷供應，生成蒸氣的不斷排除。C、把二次蒸氣通入下一效作為熱源蒸氣。D、采用多效操作，尋常使用2-3效。蒸發操作尋常采用()加熱。A、電加熱法B、煙道氣加熱

C、直接水蒸氣加熱D、間接飽和水蒸氣加熱以下哪一條不是減壓蒸發的優點()。

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，總）

精餾塔設計中，回流比越___________所需理論板數越少，操作能耗__________。但隨著回流比的逐漸增大，操作費用設備費的總和將浮現________變化過程。

恒沸精餾與萃取精餾主要針對________的物系，采取參與第三組分的方法以改變原物系的________。

精餾設計中，當進料為氣液混合物，且氣液摩爾比為2:3，則進料熱狀態參數q值等于。

填料塔用于精餾過程中，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=。

簡單蒸餾與精餾的主要區別是。精餾的原理是_______________________________________________。

精餾過程的恒摩爾流假設是指____________________________________________________。進料熱狀況參數的兩種定義式為q=__________和q=_____________，汽液混合物進料時q值范圍_______________。

精餾操作中，當回流比加大時，表示所需理論板數_____________，同時，蒸餾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___________。

精餾設計中，隨著回流比的逐漸增大，操作費用_____________，總費用浮現__________________________的變化過程。

精餾操作中，當回流比加大時，表示所需理論板數_____________，同時，蒸餾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___________。

某填料精餾塔的填料層高度為8米，完成分開任務需要16塊理論板（包括塔釜），則等板高

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度HETP＝___________。

總壓為1atm，95℃溫度下苯與甲苯的飽和蒸汽壓分別為1168mmHg與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度＝___________。

精餾處理的物系是___________________混合物，利用各組分_______________的不同實現分開。吸收處理的物系是_______________混合物，利用各組分_______________的不同實現分開。

精餾操作的依據是。實現精餾操作的必要條件是和。

氣液兩相呈平衡狀態時，氣液兩相溫度，液相組成氣相組成。用相對揮發度α表達的氣液平衡方程可寫為。根據α的大小，可用來，若α=1，則表示。在精餾操作中，若降低操作壓強，則溶液的相對揮發度，塔頂溫度，塔釜溫度，從平衡角度分析對該分開過程。

某兩組分體系，相對揮發度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ｙ４，.則ｙ＝。全回流操作尋常適用于ｎ＝０ｎ＋１或。

精餾和蒸餾的區別在于；平衡蒸餾和簡單蒸餾的主要區別在于。

精餾塔的塔頂溫度總是低于塔底溫度，其原因是和。

在總壓為101.33kPa，溫度為85℃下，苯和甲苯的飽和蒸氣壓分別為

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00則相對揮發度α=，平衡時液相組成xA?，pA?113.6kPa、pB?46kPa，氣相組成為yA?。

某精餾塔的精餾段操作線方程為y?0.72x?0.275，則該塔的操作回流比為，餾出液組成為。

最小回流比的定義是，適合回流比尋常取為Rmin。精餾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。

在某精餾塔中，分開物系相對揮發度為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?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EMV3=。

在精餾塔設計這，若保持F、xF、q、D不變，若增加回流比R，則xD，

xw，L/V。

在精餾塔設計中，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NT。精餾段上升蒸氣量V、下降液體量L；提餾段上升蒸氣量V‘，下降液體量L’。

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L/V，提餾段液氣比L’/V‘，xD，xw。

q、V不變，操作中的精餾塔保持F、xF、若釜液量W增加，則xD，xw，L/V。

在連續精餾塔中，若xF、xD、R、q、D/F一致，塔釜由直接蒸汽加熱改為間接蒸汽加熱，則所需理論板數NT，xw。

恒沸精流與萃取精餾的共同點是。兩者的主要區

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別是和。

三、計算題

某二元混合液含易揮發組分0.35，泡點進料，經連續精餾塔分開后塔頂產品濃度為0.96，塔底產品濃度為0.025（以上均為易揮發組分的摩爾分率），設滿足恒摩爾流假設，試計算：1.塔頂產品的采出率D/F為多少？2.假使回流比R為2，請分別求出精餾段、提餾段操作方程。

用一常壓連續精餾塔分開苯－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。原料液流量為60kmol/h，料液中含苯50％，所得殘液含苯5％，餾出液中含苯98％(以上組成均為摩爾百分率)，苯對甲苯的平均揮發度為2.5，試求：1.餾出液和殘液量？2.R＝2Rmin時的操作回流比？3.該操作條件下，精餾段和提餾段操作線方程式？在常壓精餾塔內分開某理想二元混合物。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）；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：y=0.6x+0.43，氣相默弗里效率Emv=0.5。若要求輕組分收率為98%，試計算：1.塔釜餾出液組成；2.精餾段操作線方程；3.經過第一塊實際板氣相濃度的變化。

用一連續精餾塔分開由組分A、B組成的理想混合溶液。原料液中含A為0.40，餾出液中含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，試求相對揮發度α值？

用一提餾塔分開某水溶液（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。假設塔內為恒摩爾溢流和

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汽化，操作條件下兩組分的平均相對揮發度為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其次層實際板下降的液相濃度。

用一連續精餾塔在常壓下分開苯－甲苯液體混和物。在全濃度范圍內，體系的平均相對揮發度為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)。規定塔頂產品中苯的含量為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.從塔頂開始數起，離開其次塊板的液相組成（小數點后取三位數）。苯、甲苯兩組分混合物進行常壓蒸餾，原料組成X(苯)＝0.7，要求得到組成為0.8的塔頂產品（以上均為摩爾分率），現用以下三種方法操作：連續平衡蒸餾、簡單蒸餾（微分蒸餾）、連續蒸餾。在三種狀況下，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100kmol/h，問塔頂、塔釜產量各為多少？汽化量為多少？已知α=2.46。

在常壓連續精餾塔中，分開苯—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。餾出液組成為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度為2.5，試求：1.提餾段操作方程2.離開其次層理論板（從塔頂往下數）的氣相組成y2

在常壓連續精餾塔中，分開兩組分理想溶液。原料液組成為0.5（摩爾分率，下同）飽和氣體進料。餾出液組成為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度為3.0，試求：1.提餾段操作線方程2.離開其次層理論板（從塔頂往下數）的氣相組成y2.

在常壓連續精餾塔中，分開兩份理想溶液。原料液組成為0.5（摩爾分率，下同），飽和蒸汽進料，餾出液組成為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

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平均相對揮發度為3.0，試求：1.提餾段操作線方程2.離開其次層理論板（從塔頂往下數）的氣相組成y2。

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。

(xA?0.818yA?0.92)

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)

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和液體，試求此時的氣、液相組成。氣液平衡關系為y?0.46x?0.549(x?0.5085；y?0.783)

在連續精餾塔中分開兩組分理想溶液，原料液流量為75kmol/h，泡點進料。精餾段操作線方程和提餾段操作線方程分別為y?0.723x?0.263和y?1.25x?0.018試求精餾段及提餾段的上升蒸汽量。(V?V??142.3kmol/h)

在常壓連續精餾塔中，分開含甲醇為0.4（摩爾分率）的甲醇-水混合液。試求進料溫度40℃為時得q值。已知進料泡點溫度為75.3℃。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.℃）。將含易揮發組分為24%的原料參與一連續精餾塔中，要求餾出液組成為95%，釜液組成為3%（均為易揮發組分的摩爾分率）。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、塔釜產品量及回流比。（D=180kmol/h；W=608.6kmol/h；R=3.72）

2流量冷凝為飽331

用板式精餾塔在常壓下分開苯－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，塔頂餾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。（0.928、0.021；精餾線y=0.8x+0.1856、提餾線y=1.534x-0.0112；R/Rmin=1.4）在由一層理論板和塔釜組成的精餾塔中，每小時向塔釜參與苯－甲苯混合液100kmol，含苯量為50%（摩爾％，下同），泡點進料，要求塔頂餾出液中含苯量為80%，塔頂采用全凝器，回流液為飽和液體，回流比為3，相對揮發度為2.5，求每小時獲得的塔頂餾出液量Ｄ，塔釜排出液量Ｗ及濃度xw。

（D=17.0kmol/h,W=83.0kmol/h,xW=0.4385）

用精餾分開某水溶液，水難為揮發組分，進料F=1kmol/s，xF=0.2（摩爾分率，下同），以飽和液體狀態參與塔中部，塔頂餾出量D=0.3kmol/s，xD=0.6，R=1.2Rmin，系統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.提餾段操作線（V=0.57kmol/s；y=2.23x-0.0351）

在連續精餾塔中分開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（二硫化碳的質量分率，下同）。若要求釜液組成不大于0.05，餾出液中二硫化碳回收率為88%。試求餾出液流量和組成。（3.58kmol/h;0.97）

在常壓連續精餾塔中，分開兩組分理想溶液。原料液組成為0.5（摩爾分率，下同），飽和蒸汽進料。餾出液組成為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度為3。試求：1.提餾段操作線方程；2.離開第2層理論板（從塔頂往下計）的氣相y2

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(y?1.385x?0.0193；0.786)

在常壓連續精餾塔中，分開兩組分理想溶液。已知原料液組成為0.6（摩爾分率，下同），泡點進料，餾出液組成為0.95，釜液組成為0.04，回流比為2，物系的平均相對揮發度為3.5。塔頂為全凝器。試用逐板計算法計算精餾段所需理論板數。(2塊)

在連續精餾塔中分開兩組分理想溶液。已知原料液組成為0.35（摩爾分率，下同）餾出液組成為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)

在連續精餾塔中分開兩組分理想溶液。物系的平均相對揮發度為3.0。塔頂采用全凝器。試驗測得塔頂第一層塔板的單板效率Eml為0.6，且已知精餾段操作線方程為y=0.833x+0.15，試求離開塔頂其次層板的上升蒸汽組成y2。(0.825)

在連續精餾塔中分開苯—甲苯混合液。原料液組成為0.4（摩爾分率，下同），餾出液組成為0.95。氣--液混合進料，其中氣相占1/3（摩爾數比），回流比為最小回流比的2倍，物系的平均相對揮發度為2.5，塔頂采用全凝器，試求從塔頂往下數其次層理論板的上升蒸汽組成y2。(0.899)

試驗測得常壓精餾塔在部分回流下，精餾段某相鄰兩板的上升氣相組成分別為

yn?0.885,yn?1?0.842。已知物系平均相對揮發度為5，回流比為3.5，餾出液組成為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)

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在一常壓連續精餾塔中分開由A、B組成的混合液。已知原料液組成為0.3，要求塔頂產品組成為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，試繪出以下進料狀況的精餾段操作線和提餾段操作線。1.q=2；2.泡點進料；3.氣液混合進料，汽化率為1/2。

在一常壓連續精餾塔中，精餾段操作線方程式和q線方程式如下：y?0.75x?0.2075

y??0.5x?1.5xF試求：1.回流比；2.餾出液組成；3.q值(R=3；xD?0.83；q=1/3)

在一常壓連續精餾塔中，分開苯－甲苯混合液。塔頂為全凝器，塔釜為間接蒸汽加熱，泡點進料。物系的相對揮發度α＝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，求其次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xD和xw；3.若（４）寫出精餾段操作線方程式。R?1.4Rmin，求R；

(0.916；0.9，0.028；1.7；yn?1?0.638xn?0.326)

常壓連續精餾塔中，分開某雙組分理想溶液，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)，餾出液組成為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、塔底產品流量，Kmol/h；2.回流比為最小回流比的倍數；3.精餾段上升蒸汽量和提餾段下降液體量，Kmol/h；4.塔頂其次塊理論板上下降的液相組成。

將180kmol/h含苯0.4(摩爾分率，下同)的苯—甲苯溶液，在連續精餾塔中進行分開，要求塔頂餾出液中含苯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、塔底兩產品流量及精餾段、提餾段操作線方程式。

在常壓連續精餾塔中分開相對揮發度為2.3的苯—甲苯混合液，進料量100kmol/h，且為

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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。要求塔頂餾出液中含苯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.塔頂和塔底產品的流量。2.推導精餾段、提餾段操作方程式。

在常壓連續精餾塔中分開相對揮發度為2.3的苯—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。要求塔頂餾出液中含苯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.塔頂和塔底產品的流量。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。

在常壓連續精餾塔中分開相對揮發度為2.3的苯—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。要求塔頂餾出液中含苯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.塔頂和塔底產品的流量。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。

連續、常壓精餾塔中分開某混合液，要求塔頂產品組成為0.94,塔底產品為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，混合液在此題條件下的相對揮發度為2，求：1.精餾段操作線方程；2.若塔底產品量W=150kmol/h，求進料量F和塔頂產品量D；3.提餾段操作線方程。

在一連續、常壓精餾塔中分開某液態二組元混合液，其中含易揮發組分0.4（摩爾分率，下同），混合液流量為1000kmol/h，塔頂采用全凝器，要求塔頂餾出液含易揮發組分0.9,易揮發組分的回收率為90%，泡點進料，回流比取最小回流比的1.5倍，已知相對揮發度α為2.5。試求：1.塔頂餾出液流量D；2.塔釜殘液流量W，組成xw；3.回流比R及最小回流比Rmin；4.寫出提餾段操作線方程。

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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、常壓精餾塔中進行分開。塔頂采用全凝器，要求塔頂餾出液含苯0.9,苯的回收率為90%，泡點進料，泡點回流，回流比取最小回流比的1.5倍，已知相對揮發度α為2.5;求：1.塔頂餾出液流量D；2.塔釜殘液流量W；3.塔頂其次塊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。

在一常壓連續精餾塔中分開某二元混合液，其中含易揮發組分0.4（摩爾分率，下同），汽液混合物進料，流量為100kmol/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。已知相對揮發度α為2.5，提餾段內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1.01kg/m3。試求：1.塔頂餾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.提餾段操作線方程？4.提餾段塔徑？

常壓連續精餾塔中，分開某雙組分理想溶液，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），餾出液組成為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、塔底產品流量，Kmol/h；2.回流比為最小回流比的倍數；3.精餾段上升蒸汽量和提餾段下降液體量，Kmol/h；4.塔頂其次塊理論板上下降的液相組成。

在連續精餾塔中，將含苯0.5（摩爾分率）的笨、甲苯混合液進行分開。已知為飽和蒸汽進料，進料量為100kmol/h，要求塔頂、塔底產品各為50kmol/h，精餾段操作線方程為y=0.833x+0.15。試求塔頂與塔底產品的組成，以及提餾段操作線方程。（提醒：提餾段操

L'Wx'?'xw）作線方程為y?'L?WL?W'在連續精餾塔中分開兩組分理想溶液，原料液流量為100kmol/h，組成為0.3（易揮發組分

x?0.034試3摩爾流率），其精餾段和提餾段操作線方程分別為y?0.714x?0.257y?1.686

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求：1.塔頂流出液流量和精餾段下降液體流量（kmol/h）；2.進料熱狀況參數q。

在常壓連續精餾塔中分開苯-甲苯混合液，原料液組成為0.4（苯摩爾分率，下同），餾出液組成為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。20℃下冷液體；飽和液體；飽和氣體。假設操作條件下物系的平均相對揮發度為2.47。原料液的泡點溫度為94℃，原料液的平均比熱容為1.85kJ/（kg.℃），原料液的汽化熱為354kJ/kg。

在常壓連續精餾塔中分開苯-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。若要求餾出液組成為0.9，苯的回收率為90%，試分別求出泡點下回流時的精餾段操作線方程和提餾段操作線方程。物系的平均相對揮發度為2.47。

用一連續精餾塔分開苯—甲苯的混合液，進料量為100kmol/h，原料液中含苯0.4，塔頂餾出液中含苯0.95，塔底餾出液中含苯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—甲苯的平均相對揮發度為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.每小時塔釜產生的蒸汽量及塔頂回流的液體量；5.離開塔頂其次層理論板的蒸汽組成；6.離開塔釜上一塊理論板的液相組成。

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，在一連續精餾塔中進行分開。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。已知相對揮發度α為2.5。求：1.塔頂流出液流量D；2.塔釜

‘殘液流量W；3.精餾段上升的蒸汽量V及提餾段下降的液體量L。

某分開苯﹑甲苯的精餾塔進料量為1000kmol/h，濃度為0.5。要求塔頂產品濃度不低于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，回流比為2。當

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滿足以上工藝要求時，塔頂﹑塔底產品量各為多少？塔頂產品量能達到560kmol/h嗎？采出最大極限值是多少？當塔頂產品量為535kmol/h時，若要滿足原來的產品濃度要求，可采取什么措施？做定性分析。

分開苯﹑甲苯的精餾塔有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.用該塔將塔頂產品濃度提高到0.99是否可行？若將塔頂產品濃度提高到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.當塔頂產品濃度為0.85時，最小回流比為多少？4.若塔頂冷凝水供應不足，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？（設塔板效率不下降）。

用一連續精餾塔分開苯—甲苯的混合液，進料量為100kmol/h，原料液中含苯0.4，塔頂餾出液中含苯0.95，塔底餾出液中含苯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—甲苯的平均相對揮發度為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.每小時塔釜產生的蒸汽量及塔頂回流的液體量；5.離開塔頂其次層理論板的蒸汽組成；6.離開塔釜上一塊理論板的液相組成。

精餾塔采用全凝器，用以分開苯和甲苯組成的理想溶液，進料狀態為汽液共存，兩相組成如下：xF=0.5077，yF=0.7201。試求：1.若塔頂產品組成xD=0.99，塔底產品的組成為xW=0.02，問最小回流比為多少？塔底產品的純度如何保證?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度為多少?

(Rmin=1.271，通過選擇適合的回流比來保證；=2.49)．

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常壓連續操作的精餾塔來分開苯和甲苯混和液，已知進料中含苯0.6(摩爾分數)，進料狀態是汽液各占一半(摩爾數)，從塔頂全凝器取出餾出液的組成為含苯0.98(摩爾分數)，已知苯—甲苯系統在常壓下的相對揮發度為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；Rmin=1.227)最小回流比與理論板數

用一連續精餾塔分開苯—甲苯混合液，原料中含苯0.4，要求塔頂餾出液中含苯0.97，釜液中含苯0.02(以上均為摩爾分數)，R=4。求下面兩種進料狀況下最小回流比Rmin。及所需理論板數：1.原料液溫度為25℃；2.原料為汽液混合物，汽液比為3：4。已知苯—甲苯系統在常壓下的相對揮發度為2.5。

(Rmin=1.257，NT=10，第5塊加料；Rmin=2.06，NT=11，第6塊加料)物料恒算：

1kmol/s的飽和汽態的氨—水混合物進人一個精餾段和提餾段各有1塊理論塔板的精餾塔分開，進料中氨的組成為0.001(摩爾分數)。塔頂回流為飽和液體，回流量為1.3kmol/s，塔底再沸器產生的汽相量為0.6kmol/s。若操作范圍內氨—水溶液的汽液平衡關系可表示為y=1.26x，求塔頂、塔底的產品組成。(xD=1.40210-3，xW=8.26710-4)操作線方程

一連續精餾塔分開二元理想混合溶液，已知精餾段某層塔板的氣、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，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量比為2／3，試求：1.精餾段操作線方程；2.提餾段操作線方程。(精餾段3y=2x+0.95；提餾段3y=4.5x-0.195)

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綜合計算：

某一連續精餾塔分開一種二元理想溶液，已知F=10kmol/s，xF=0.5，q=0，xD=0.95,xW=0.1，(以上均為摩爾分率)，系統的相對揮發度=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.塔頂易揮發組分的回收率;

2.塔釜的汽化量；3.其次塊理論板的液體組成(塔序由頂部算起)。(=89.5％；V’=11.07kmol/s;x2=0.843)熱狀況參數與能耗

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20℃，采用精餾操作對其進行分開，要求塔頂產品濃度為0.9，苯的回收率為90％，精餾塔在常壓下操作，相對揮發度為2.47，試比較當N?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。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32600J/mol。

(977.1kW；1110.6kW；l694.7kW)

用一連續操作精餾塔在常壓分開苯—甲苯混合液，原料含苯0.5（摩爾分率，下同），塔頂餾處液含苯0.99，塔頂采用全凝器，回流比為最小回流比的1.5倍，原料液于泡點狀態進塔，加料板上的液相組成與進料組成一致.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。

Logp0=A-B/（t+C），A=6.91210，B=1214.645，C=221.205

有苯和甲苯混合液，含苯0.4，流量1000kmol/h，在一常壓精餾塔內進行分開，要求塔頂餾出液中含苯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

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根據雙膜理論，在氣液接觸界面處（）。

A、氣相組成小于液相組成B、氣相組成大于液相組成C、氣相組成等于液相組成D、氣相組成與液相組成平衡為使操作向有利于吸收的方向進行，采取的措施是（）。A、加壓和升溫B、減壓和升溫C、加壓和降溫D、減壓和降溫

吸收是分開（）混合物的化工單元操作，其分開依據是利用混合物中各組分（）的差異。

A、氣體B、液體C、固體D、揮發度E、溶解度F、溫度對難溶氣體的吸收過程，傳質阻力主要集中于（）。A、氣相一側B、液相一側C、氣液相界面處D、無法判斷在吸收過程中，（）將使體系的相平衡常數m減小。A、加壓和升溫B、減壓和升溫C、加壓和降溫D、減壓和降溫

對易溶氣體的吸收過程，傳質阻力主要集中于（）。A、氣相一側B、液相一側C、氣液相界面處D、無法判斷

試驗室用水吸收空氣中的二氧化碳，基本屬于（）吸收控制，其氣膜阻力（）液膜阻力。

①A、汽膜B、液膜C、共同作用D、無法確定②A、大于B、小于C、等于D、無法確定

在雙組分理想氣體混合物中，組分A的擴散系數是（）。

A、組分A的物質屬性B、組分B的物質屬性C、系統的物質屬性D、僅取決于系統

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的狀態

含低濃度溶質的氣液平衡系統中，溶質在氣相中的摩爾組成與其在液相中的摩爾組成的差值為（）。

A、負值B、正值C、零D、不確定

某吸收過程，已知氣膜吸收系數kY為2kmol/（m2.h），液膜吸收系數kX為4kmol/（m2.h），由此判斷該過程為（）。

A、氣膜控制B、液膜控制.C、不能確定D、雙膜控制

含低濃度溶質的氣體在逆流吸收塔中進行吸收操作，若進塔氣體的流量增大，其他操作條件不變，則對于氣膜控制系統，起出塔氣相組成將（）。

A、增加B、減小C、不變D、不確定

含低濃度溶質的氣體在逆流吸收塔中進行吸收操作，若進塔液體的流量增大，其他操作條件不變，則對于氣膜控制系統，起出塔氣相組成將（）。

A、增加B、減小C、不變D、不確定在吸收操作中，吸收塔某一截面上的總推動力（以氣相組成表示）為（）。A，Y-Y*B、Y*-YC、Y-YiD、Yi-Y

在逆流吸收塔中，吸收過程為氣膜控制，若將進塔液相組成X2增大，其它操作條件不變，則氣相總傳質單元數NOG將（），氣相出口濃度將（）。A、增加B、減小C、不變D、不確定

在逆流吸收塔中當吸收因數A〈1，且填料層高度為無限