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1、 B1-1 均相液体混合物 挥发性差异 造成气液两相系统 （每空 1 分，共 3 分） B1-2 多次部分气化 多次部分冷凝 回流 （每空 1 分，共 3 分） B1-3 提供气液接触进行传热和传质的场所。 （2 分） B1-4 精馏段（1 分） 提浓上升蒸汽中易挥发组分（2 分） 提馏段 提浓下降液体中难挥发组分（2 分） （共 6 分） B1-5 平衡 温度 组成 （每空 1 分，共 3 分） B1-6 塔顶易挥发组分含量高 塔底压力高于塔顶 （每空 2 分，共 4 分） B1-7 R= DL 全回流 Rmin （每空 1 分，共 4 分） B1-8 五种 冷液体 小于 （每空 1 分，共
2、 3 分） B1-9 零 yn+1=xn （每空 1 分，共 3 分） B1-10 y1 y2 x1 x2 （每空 1 分，共 4 分） B1-11（1）大于 大于（1 分） （2）等于 大于（1 分） （3）小于 大于（1 分） （4）小于 等于（1 分） （5）小于 小于（1 分） （共 5 分） B1-12 A A D （每空 1 分，共 3 分） Tianjin Bohai Vocational Technical College 1 B1-13 A C （每空 1 分，共 2 分） B1-14 A B （每空 1 分，共 2 分） B1-15 C （1 分） B1-16 A (1 分
3、) B1-17 C （1 分） B1-18 C （1 分） B1-19 C （1 分） B1-20 A （1 分） B1-21 D （1 分） B1-22 B （1 分） B1-23（） (1 分 ) B1-24（） （1 分） B1-25（） （1 分） B1-26（） （1 分） B1-27（） （1 分） B1-28（1） （） （2） （） （每空 1 分，共 2 分 B1-29（） （1 分） B1-30（） （1 分） B1-31（） （1 分） B1-32（） （1 分） B1-33 答：图中有两条曲线：下方曲线为 tx 线，称为饱和液体线或泡点线；上方曲线为 ty 线，称为饱和
4、蒸气线或露点线。 （2 分） 两条曲线将 txy 图分成三个区域：饱和液体线以下区域称为液相区；饱和蒸气线以上区域称为过热蒸气区；两曲线之间的区域称为气、液共存区。 （3 分） （共 5 分） B1-34 答：精馏原理：精馏是利用组分挥发度的差异，同时进行多次部分气化和多次部分冷凝的过程。 （2 分） 上升蒸气流和液体回流是造成气、液两相以实现精馏定态操作的必要条件。 （2 分） （共Tianjin Bohai Vocational Technical College 2 4 分） B1-35 答：主要由精馏塔、塔顶冷凝器和塔底再沸器等设备组成。 （2 分）辅助设备有：原料液预热器、产品冷却器
5、、回流液泵等。 （2 分） （共 4 分） B1-36 答：恒摩尔流假定是指在精馏塔的精馏段和提馏段内，本段内各板上升蒸气摩尔流量相等，下降液体摩尔流量相等，但两段之间不一定相等。 （3 分） 意义是精馏的计算都是以恒摩尔流为前提的，这样可简化精馏计算。 （2 分） （共 5 分） B1-37 答：原料的五种热状况为： （1）冷液进料，q1。 （1 分） （2）饱和液体进料，又称泡点进料，q1。 （1 分） （3）气、液混合物进料，q01。 （1 分） （4）饱和蒸气进料，又称露点进料，q0。 （1 分） （5）过热蒸气进料，q0。 （1 分） （共 5 分） B1-38 答：精馏操作费用和设
6、备投资费用之和为最低时的回流比，称为适宜回流比。 （2 分） 在精馏设计计算中，一般不进行经济衡算，常采用经验值。 （1.5 分） 据生产数据统计，适宜回流比的范围可取为：R（1.12）Rmin。 （1.5 分） （共 5 分） B1-39 答：全塔效率ET又称总塔板效率，是指一定分离任务下，所需理论塔板数NT和实际板数NP的比值，即ETPT NN100。 （3 分） 在精馏设计中，由于影响ET的因素非常复杂，故一般用经验或半经验公式估算，也可采用生产实际或经验数据。 （2 分） （共 5 分） B1-40 答：假想在填料塔内，将填料层分为若干个高度单元，每个单元的作用相当于一层理论板，此单元
7、填料高度称为理论板当量高度，又称为等板高度，以 HETP 表示。 （3 分） B1-41 答：影响因素有： （1）塔内操作压强（2）进、出塔的物料流量（3）回流比（4）进料组成和热状况（5）再沸器和冷凝器的传热性能和条件（6）设备散热情况（每个影响因素给 0.5 分，6 个共 3 分） B1-42 答：间歇精馏的操作方式有三种： （1）恒回流比操作。 （2）恒馏出液组成操作。 （3）以上两种操作联合的组合式操作（每点 1 分，合计 3 分） 适用场合： 小批量、 多品种的生产或实验场合， 也适用于多组分的初步分离。 （1 分） （共4 分） B1-43 答：在混和液（恒沸液）中加入第三组分（称
8、为夹带剂） ，该组分与原混和液中的一个Tianjin Bohai Vocational Technical College 3 或两个组分形成新的恒沸液，且其沸点更低，使组分间相对挥发度增大而得以分离，这种精馏方法称为恒沸精馏。 （3 分） B1-44 答：萃取精馏也是在待分离的混和液中加入第三组分（称为萃取剂或溶剂） ，以改变原组分间的相对挥发度而得到分离。不同的是萃取剂的沸点较原料液中各组分的沸点要高，且不与组分形成恒沸液。 （3 分） B1-45 解： （1）质量分数 已知， kg15乙醇mkg25水m375. 0251515乙醇 乙醇mma（1 分） 625. 0375. 011乙醇水
9、aa=（1 分） （2）摩尔分数 19. 018625. 046375. 046375. 0 水水乙醇乙醇乙醇乙醇乙醇MaMaMax（2 分） 81. 019. 011乙醇水=xx（1 分） （3）混和液的平均摩尔质量 mM32.2381. 01819. 046=+=水水乙醇乙醇xMxMMm kg/kmol（2 分） B1-46 解： （1）平衡时苯的液相组成x苯、气相组成y苯84. 01 .157 .126 . 77 .226 . 73 .20000 = 甲苯苯甲苯 苯ppppx（2 分） 而94. 084. 03 .207 .220 =苯苯 苯xppy（1 分） （2）平衡时，甲苯在液相和
10、气相中的组成分别为x甲苯和y甲苯16. 084. 011=苯甲苯xx（1 分） 06. 094. 011=苯甲苯yy（1 分） Tianjin Bohai Vocational Technical College 4 B1-47 解： （1）在 85时：54. 2469 .116001= 甲苯苯 pp（1 分） 在 105时：37. 2862 .2042=（1 分） 平均相对挥发度46. 2237. 254. 2 221=+=+=m（1 分） （2）用m求y苯（85时） ()897. 078. 046. 1178. 046. 2 11=+=+=苯苯 苯xxym （2 分） B1-48 解： （
11、1）把已知的质量分数换算成摩尔分数 M苯78，M甲苯92 进料组成：541. 092/5078/5078/50=+=Fx（1 分） 馏出液组成：983. 092/278/9878/98=+=Dx（1 分） 釜残液组成：012/092/9978/178/1=+=Wx（1 分） （2）求 D、W 取 F100kmol/h 为计算基准， （1 分）由全塔物料衡算可得： F=D+W，及WDFxWxDxF+=（2 分）联立两式可得： ()()100 0.541 0.01254.480.9830.012FWDWF xxDxx=kmol/h（1 分） 52.4548.54100=DFWkmol/h（1 分）
12、 （3）求甲苯回收率W，即是求釜残液中难恢复组分的回收率（釜残液中难挥发组分的量与其在原料液中的量之比） ： () ()() ()%98.97541. 01100%100012. 0152.45%10011=FW WxFxW（2 分） Tianjin Bohai Vocational Technical College 5 B1-49 解： （1）求yn 可用气液平衡方程由、xn求出yn()823. 065. 05 . 1165. 05 . 2 11=+=+=nn nxxy（2 分） （3）求 R 由21 1=+=RR VL（1 分）可解出：2RR1，R1（1 分） （2）求xn1由精馏段操作
13、线方程111+=+RxxRRyD nn，得265. 02175. 0Dx 解出xD0.85（2 分） 因111+=RxxRRyD nn，代入已知量得 285. 0 21823. 01+=nx，解出（2 分） 796. 01=nxB1-50 解： （1）求 D 据易挥发组分回收率可求出 D 96. 0=FD xFxD，可得5 . 010096. 098. 0=D，解出 D48.98kmol/h（2 分） （2）提馏段操作线方程 先求 L，W，Wx ；已知饱和蒸气进料 q0 35.12798.486 . 2= RDLkmol/h（1 分） kmol/h（1 分） 02.5198.48100=DFW
14、由WDFxWxDxF+=（1.5 分）可得 039. 002.5198. 098.485 . 0100=WxDxFxDF W（1.5 分） 提馏段操作线方程为：q0 Tianjin Bohai Vocational Technical College 6 039. 002.5135.12702.51 02.5135.12735.127 1=+=+mWmmxxWqFLWxWqFLqFLy 即（4 分） 026. 0668. 1 1=+mmxyB1-51 解： （1）求釜残液流量 W，馏出液流量 D M苯78，M甲苯92。泡点进料q1，此时VV，V即等于全凝器冷凝蒸汽量，故顶顶mmMMGV28000=（2 分） 式中780.9592（10.95）78.7kg/kmol（1 分） 顶mM8 .3557 .78 28000=Vkmol/h（1 分） 由提馏段物料衡算可求出 W 2 .1148 .355470=VLVLWkmol/h（1 分） 由全塔物料衡算求 D FD+W WDFxWxDxF+=（2 分）式中，xF0.45，xD=0.95 Wx =10.95=0.05，W114.2kmol/h 联立求解：F=D+114.2 0.45F=0.95D+114.20.05 可解出 D91.4kmol/h 及 F205.6kmol/h（2 分） （2）求 R 89. 24 .91
