精馏塔在操作过程中进料组成不变，进料量适当增加，则塔顶组成x将（），塔釜组成x将（）（泡点液体进料）。

在常压连续精馏塔中分离苯(A)-氯苯(B)混合液。进料量为100koml／h，组成为0．46(苯的摩尔分数，下同)，泡点进料。塔底釜残液组成为0．045。塔顶温度计读数为80．5℃，塔顶全凝器，泡点回流，冷却水通过全凝器的温升为：12℃；塔底间接蒸汽加热，蒸汽压力为500kPa(r=2113kJ／kg)。精馏段操作线方程为 y=0．72x+0．275 试求： (1)冷凝器中冷却水用量； (2)再沸器中加热蒸汽用量。 已知：苯和氯苯的汽化热分别为393．9kJ／kg和325kJ／kg；水的比热容可取4．2kJ／(kg．℃)。

在一精馏塔中分离苯(B)，甲苯(T)，二甲苯(X)和异丙苯(C)四元混合物。进料量200mol/h，进料组成zB=0．2，zT=1．1，zX=0．4(摩尔分数)。塔顶采用全凝器，饱和液体回流。 相对挥发度数据为：αBT=2．25，TT=1．0，αXT=0．33，αCT=0．21。 规定异丙苯在釜液中的回收率为99．8％，甲苯在馏出液中的回收率为99．5％。求最少理论级数和全回流操作下的组分分配。

某连续操作的精馏塔，泡点进料。已知操作线方程如下：

  精馏段  y=0.8x+0.172

  提馏段  y=1.3x-0.018

  试求塔顶液体回流比R、馏出液组成、塔釜气相回流比R'、釜液组成及进料组成。

对于双组分简单精馏塔，其精馏段和提馏段的理论板数均可用Lewis法计算。

  ，

  其中N和M分别表示精馏段和提馏段的塔板数；x_D、x_F和x_W分别表示塔顶、进料和塔釜液的物质的量分数；R和R'分别表示精馏段和提馏段的回流比；x和y分别表示汽液平衡时液相和气相的组成。若以氯仿(A)-苯(B)二元物系精馏为例，达汽液平衡时，两相组成的数据(氯仿(A)的物质的量分数)为

xA	0.178	0.275	0.372	0.456	0.650	0.844
yA	0.243	0.382	0.518	0.616	0.795	0.931

  设x_F= 0.4，x_D= 0.9，x_W= 0.15，精馏段和提馏段的回流比R和R'分别5和4，求此精馏过程所需的理论塔板数。(计算精度EPS取1.0×10^-4)

A. 300kmol/h

B. 250kmol/h

C. 200kmol/h

D. 150kmol/h

尔分率，下同），进料量为100kmol/h，以饱和蒸汽状态进入塔中部。塔顶馏出液量为30kmol/h。系统的相对挥发度为2.5，且知精馏段操作线方程为y=0.84x+0.15。试求：①回流比；②塔顶苯的回收率；③塔釜上升蒸汽量；④提馏段操作线方程。(5.25；80.36%；87.5kmol/h；y=1.8x-0.0784)

已知某精馏塔操作以饱和蒸气进料，操作线方程分别如下：

  精馏段y=0.714x+0.271

  提馏段y=1.25x-0.01

  试求该塔操作的回流比，塔顶、塔底产品及进料中易挥发组分的摩尔分率。

A、饱和液体进料

B、饱和蒸气进料

C、气液混合物进料

D、冷液进料

在连续精馏塔中分离A、B两组分混合液。进料量为100kmol／h，进料组成下料液泡点为90℃，进料温度为40℃。进料的汽化热为370kJ／kg，比热容为1．842kJ／(kg．℃)。已知操作线方程为 精馏段y=0．76x+0．23 (1) 提馏段y=1．2x-0．02 (2) 试求轻组分在馏出液中的收率。