第二精馏塔塔顶压力控制采用（）方式。

A、顶温升高

B、灵敏点温度下降

C、釜温下降

D、塔釜加热量降低

在连续精馏塔中分离苯(A)和甲苯(B)两组分理想溶液。现场测得：塔顶全凝器，第一层理论板的温度计读数为83℃，压力表读数pD=5．4kPa；塔釜温度计读数为112℃，压力表读数p2=12．0kPa。试计算塔顶、塔釜的两产品组成和相对挥发度。 两纯组分的饱和蒸气压用安托尼方程计算。当地大气压为101．3kPa。

设计一台操作型精馏塔，分离含苯0．35(摩尔分数)、甲苯0．35及乙苯0．30的混合液。该塔为一台板式塔，共有理论级三个，以第二个理论级为进料级。塔的操作条件如下：以饱和蒸汽加料(q=0)，操作压力为0．1MPa，回流比R=1，塔顶出料量为0．5kmol/kmol进料。试求馏出液、釜液的浓度，以及沿各理论级的浓度及温度分布。

使用图5-1所示的精馏塔分离轻烃混合物。

全塔共5个平衡级(包括全凝器和再沸器)。在从上往下数第3级进料，进料量为100mol/h，原料中丙烷(1)、正丁烷(2)和正戊烷(3)的含量分别为z1=0．3，z3=0．3，z3=0．4(摩尔分数)。塔的各级压力均为689．4kPa。进料温度为323．3K(即饱和液体)。塔顶馏出液流率为50mol/h。饱和液体回流，回流比R=2。规定各级(全凝器和再沸器除外)及分配器在绝热情况下操作。试用泡点法完成一个迭代循环。假设平衡常数与组分无关，由p-T-K图查得。在塔的操作条件下液相和汽相纯组分的摩尔焓hj和Hj(单位J/m01)可分别由下列多项式计算，其相应的系数列于表中。 Hi，j=Ai+BiTj+CiTj2；hi，j=ai+biTj+ciTj2

使用图5-1所示的精馏塔分离轻烃混合物。全塔共5个平衡级(包括全凝器和再沸器)。在从上往下数第3级进料，进料量为100mol/h，原料中丙烷(1)、正丁烷(2)和正戊烷(3)的含量分别为z₁=0.3，z₂=0.3，z₃=0.4(摩尔分数)。塔的各级压力均为689.4kPa。进料温度为323.3K(即饱和液体)。塔顶馏出液流率为50mol/h。饱和液体回流，回流比R=2。规定各级(全凝器和再沸器除外)及分配器在绝热情况下操作。试用泡点法完成一个迭代循环。

  假设平衡常数与组分无关，由p-T-K图查得。在塔的操作条件下液相和汽相纯组分的摩尔焓h_j和H_j(单位J/mol)可分别由下列多项式计算，其相应的系数列于表中。

  

  

组分	Ai	Bi	Ci	ai	bi	ci
丙烷	25451.0	-33.356	0.1666	10730.6	-74.31	0.3504
正丁烷	47437.0	-107.76	0.28488	-12868.4	64.20	0.1900
正戊烷	16657.0	95.753	0.05426	-13244.7	65.88	0.2276

  

某进料为每小时100kmol组成为苯0．35(mol)，甲苯0．35及乙苯0．3，进料状态为饱和液体的三元混合物，现采用一带有侧线出料的精馏塔在常压下进行分离，已知此塔具有4个理论塔级，塔顶为全凝器(由于冷凝器的编号为第一级所以N=5)，加料加在编号为3的塔级上，在编号为2的级上有一侧线出料，出料U2=10kmol，塔顶出料量D=40kmol，回流比R=1，操作压力p=0．1013MPa(1atm)。求分离后各个级的浓度分布及温度分布(假定为恒摩尔流)。 此塔的情况如图5—2所示。

A、加大凝液循环利用

B、降低凝液罐自控设定压力

C、检查蒸汽疏水器是否正常工作

D、降低第二精馏塔蒸汽凝液再沸器凝液出口温度

A. 第二效蒸发塔再沸器压力升高

B. 第一效蒸发塔再沸器压力减小

C. 第一塔蒸发塔底温升高

D. 第一效蒸发塔顶压上升

某干气制乙苯装置中，干气中的乙烯与苯催化反应生成乙苯，反应产物中同时包括反应副产品丙苯、二乙苯、多乙苯和没有反应完全的苯。反应物经过苯塔分离脱除苯后进入乙苯塔、丙苯塔获得乙苯、丙苯产品。已知进入乙苯塔物料含苯0.2%(摩尔分数，下同)、乙苯77%、丙苯10%、二乙苯12.8%，流量8679kg/h，压力1.45MPa(绝压，下同)，温度281℃。乙苯塔为93块浮阀塔盘，进料位置为第40块塔板，操作中，塔顶压力0.52MPa，冷凝器后压力0.5MPa，塔顶温度210℃，塔底温度254℃，回流量19000kg/h，塔顶产品中乙苯含量99.5%，釜液中乙苯含量1.5%，塔顶为全凝器，塔底为热虹吸式再沸器。

  生产中对乙苯产品指标有严格限制，要求乙苯产品纯度大于99.6%，同时为较小物耗要求乙苯塔釜液乙苯含量小于1%，试通过模拟分析提出改进方案。

A. 结合蒸发各塔压力温度和液位判断

B. 设备排冷凝水判断

C. 据蒸发出料浓度判断

D. 据各塔液位判断