蒸馏概念题[1] 在馏出率相同条件下，简单蒸馏所得馏出液浓度( )平衡蒸馏。
(A)高于(B)低于(C)等于(D)或高于或低于A,简单蒸馏是一不稳定过程，开始馏出的馏出液浓度较高，随后逐渐降低，到最后瞬间的馏出物浓度与平衡蒸馏馏出物浓度相等。
所以所得馏出物的总平均浓度必高于平衡蒸馏[2] 塔顶和进料操作条件不变，易挥发组分回收率不变，设计精馏塔时，用直接蒸汽加热釜液与用间接蒸汽加热相比，残液组成Xw( )。
(A)增大(B)减少(C)不变(D)不确定B,由于直接蒸汽釜液而引起残液流量W增大(上题已说明)，但又要求易挥发组分回收率不变，XW当然相应减小[3] 同一物系，总压越低，混合物各组分间的挥发度差异( )。
(A)越大(B)越小(C)不变(D)不确定A,挥发度差异随总压下降而增大，对某些相对挥发度较小的物系，可采用真空蒸馏来增大相对挥发度帷[4] 塔顶和进料操作条件不变，易挥发组分回收率不变，设计精馏塔时，用直接蒸汽加热釜液与用间接蒸汽加热相比，残液流量W( )。
(A)增大(B)减少(C)不变(D)不确定A,由于直接蒸汽的加入，使塔釜物料衡算发生变化。
间接蒸汽加热时，W=L'-V'，直接蒸汽加热时，W=L'，W当然增大了许多。
[5] 有两股进料( )的精馏塔，求取最小回流比时，应取( )。
(A)XF1对应的Rmin,1(B)XF2对应的Rmin,2(C)Rmin,1与Rmin,2中的大者(D)Rmin,1与Rmin,2中的小者C，由于两股进料的浓度、流率和热状态不同，平衡线形状不同，与对应的Rmin,1、Rmin,2，何者大何者小是难以确定的，故取两者中的大者。
如图(a)所示，应取Rmin,2；而如图(b)所示，则应取Rmin,1。
[6] 当有侧线液相出料时，对平衡线无下凹现象的物系，最小回流比Rmin出现在( )。
(A)侧线出料处(B)进料处(C)侧线出料与进料之间某处(D)不确定B，由于侧线液相出料，使中段操作线斜率变小，向平衡线靠近，如图所示，最小回流比必然出现在进料处[7] 当塔顶浓度和流率一定时，冷回流和泡点回流相比，精馏段操作线斜率( )。
(A)增大(B)减小(C)不变(D)不确定A，由于冷回流，将回流液加热到泡点要冷凝蒸汽量腣,也即使精馏段的L和V都相应增加腣，操作线斜率变为(L+腣)/(V+腣)，因该操作线斜率总是小于1，所以冷回流时精馏段操作线斜率当然增大。
[8] 当塔顶浓度和流率一定时，冷回流和泡点回流相比，提馏段操作线斜率( )。
(A)增大(B)减小(C)不变(D)不确定B，由于冷回流，将回流液加热到泡点要冷凝蒸汽量腣',也即使提馏段的L'和V'都相应增加腣'，操作线斜率变为(L'+ΔV)/(V'+ΔV)，因该操作线斜率总是大于1，所以冷回流时提馏段操作线斜率当然减小。
[9] 蒸馏操作的依据是组分间的( )差异。
(A)溶解度(B)沸点(C)挥发度(D)蒸汽压C，蒸馏操作的依据应是组分间的挥发度差异，可用相对挥发度来表示这一差异。
[10] 吉利兰关联用于捷算法求理论塔板数，这一关联是( )。
(A)理论关联(B)经验关联(C)数学推导公式(D)相平衡关联B，这是吉利兰于1940年根据收集的大量生产塔数据而整理成的经验关联[11] 两股不同组成的料液进同一精馏塔分离，两股料分别进入塔的相应塔板和两股料混合后再进塔相比，前者能耗( )后者。
(A)大于(B)小于(C)等于(D)有时大于有时小于B，两股料液在塔外预混合，使分离任务加重，同样的分离要求，回流比要加大。
因而两股分别进塔的能耗当然小于混合后进塔的能耗。
[12] 萃取精馏加入萃取剂的目的是( )。
(A)减小原组分间的相对挥发度(B)增大原组分间的相对挥发度(C)减小原组分间的溶解度差异(D)增大原组分间的溶解度差异B，加入萃取剂的目的就是增大原组分间的相对挥发度，以利于精馏分离[13] 间歇精馏时若保持回流比R不变，则馏出液浓度XD将( )。
(A)逐渐减小(B)逐渐增大(C)保持不变(D)变化不确定A，由于釜液浓度随时间逐渐减小，在回流比不变下操作，全塔各板上浓度都随时间而减小，所以XD当然也逐渐减小。
[14] 对一定的馏出液浓度XD，若进料浓度XF越小，最小回流比Rmin( )。
(A)越大(B)越小(C)不变(D)不确定D，正如图所示，只有在平衡线无下凹现象时，XF越小，Rmin才是越大。
当平衡线有下凹现象时，如乙醇－水系统，对一定范围的XF值，如图所示Rmin由作切线求取，与XF无关。
[15] 塔顶全凝器改为分凝器后，其它操作条件不变，则所需理论塔板数( )。
(A)增多(B)减少(C)不变(D)不确定B，分凝器也起分离作用。
一般可当作一块理论塔板，所需理论塔板当然减少。
[16] 连续精馏塔操作时, 增大塔釜加热蒸汽用量，若回流量和进料的F、XF、q都不变，则XD( )。
(B)减少(C)不变(D)不确定B，L不变，V'增大，V=V'-(1-q)F，随之增大，所以L/V减少，精馏段操作线斜率减小，而精馏段塔板数不变，必然会出现如图所示的操作线变化，故XD必然减小。
[17] 塔顶和进料操作条件不变，易挥发组分回收率不变，设计精馏塔时，用直接蒸汽加热釜液与用间接蒸汽加热相比，提馏段液汽比L'/V'( )。
(A)增大(B)减少(C)不变(D)不确定C，直接蒸汽加热釜液，对提馏段汽液流量无影响，L'/V'当然不变。
[18] 在相同的条件R、XD、XF、XW下，q值越大，所需理论塔板数( )。
(A)越少(B)越多(C)不变(D)不确定A，在精馏中，按热力学法则，一切热量应尽可能加在塔釜，一切冷量应尽可能加在塔顶。
q值增大，如图所示，提馏段操作线斜率减小，精馏段操作线变短，所需理论塔板数NT减少。
[19] 多元蒸馏流程按排时，应优先分离毒性( )的物料。
(A)大(B)小(C)中等(D)可大可小A，先将毒性大的分离，可使安全防护范围缩小，有利于劳动保护。
[20] 在汽化率相同时，平衡蒸馏的操作压力越低，两组分的分离效果( )。
(A)越差(B)越好(C)无影响(D)不确定B，压力越低，两组分间的相对挥发度必然越大,分离效果也必然越好。
[21] 多元蒸馏流程按排时，应优先分离相对挥发度( )的物料。
(A)大(C)中等(D)可大可小由于初始的总处理量大，塔径必然较大。
相对挥发度大的先分离，可避免塔高过高，以致设备费增大。
在后面分离相对挥发度小的时，物料量已减少，塔径不大，即使塔较高，设备费也不致于过大。
[22] 从能耗上比较，萃取精馏比恒沸精馏( )。
(A)大(B)相近(C)小(D)不确定C，萃取精馏中，萃取剂以液态形式从塔底离塔，而恒沸精馏的恒沸剂是以新的恒沸物形式从塔顶蒸出，因而萃取精馏的能耗肯定较低。
[23] 进料状态改变，将引起连续精馏塔的( )改变。
(A)平衡线(B)操作线和q线(C)平衡线和操作线(D)平衡线和q线B，如图所示，不同的进料状态有不同的q值和q线，同时精馏段和提馏段的交点也不同。
若塔顶操作条件维持不变，则提馏段的汽液流率都因q值变化而变化。
若塔釜操作条件维持不变，则塔釜上升蒸汽量不变，精馏段的液汽比因q值变化而改变。
[24] 间歇精馏要求馏出液浓度XD不变，应使( )。
(A)回流量不变(B)回流量不断增加(C)回流比不变(D)回流比不断增加D，回流比不断增加，塔的分离能力增大，以此来补偿釜液浓度不断下降的影响。
而不论馏出液量是否变化，只讲回流量是不明确的。
[25] 连续精馏塔操作时, 增大塔釜加热蒸汽用量，若回流量和进料的F、XF、q都不变，则L'/V'( )。
(A)增大(B)减少(C)不变(D)不确定B，L不变，L'=L+qF，因而L'也不变，V'增大，肯定导致L'/V'减少。
[26] 连续精馏塔操作时, 增大塔釜加热蒸汽用量，若回流量和进料的F、XF、q都不变，则(A)增大(B)减少(C)不变(D)不确定B，L不变，V'增大，V=V'-(1-q)F，也随之增大，所以L/V肯定是减少的。
[27] 多元蒸馏流程按排时，应优先分离数量( )的物料。
(A)多(B)少(C)中等(D)可多可少数量多的先分离，使后面的塔塔径减小，可节省设备投资费用。
[28] 塔顶和进料操作条件不变，易挥发组分回收率不变，设计精馏塔时，用直接蒸汽加热釜液与用间接蒸汽加热相比，精馏段液汽比L/V( )。
(A)增大(B)减少(C)不变(D)不确定直接蒸汽加热釜液，对精馏段汽液流量无影响，L/V当然不变。
[29] 精馏塔塔内离开精馏段某理论板的蒸汽露点为t1、液体泡点为t2，离开提馏段某理论板的蒸汽露点为t3、液体泡点为t4，则有( )的顺序关系。
(A)t1>t2>t3>t4(B)t1=t2>t3=t4(C)t1=t2<t3=t4(D)t1<t2<t3<t4C，离开理论板的蒸汽和液体组成呈平衡关系，露点等于泡点，即t1=t2，t3=t4，而精馏段轻组分浓度高于提馏段，故其温度低于提馏段。