化工原理试题及答案53137.doc

年前，他们两个结婚的时候，我就很想对他们说这么番话了，看到他们幸福的样子，忍住了。
　　还有个笑话，说的是穷人和富人酿酒的事情。他们2个商量酿酒，穷人说我出水，你出米。富人一口答应。等酒酿好了后，商量怎样分的时候，穷人又说：这样吧，先前我出的是水，所以现在水还是归我，而米也仍然是你的，我们谁也没占谁的便宜……
　　说这个笑话的人说，这穷人就好比是20左右的小伙子，要什么没什么。而富人代表的是20左右的小姑娘，只要她愿意，她要什么就有什么。结果一心一意的跟着小伙子熬啊熬，熬了N年后，陪着一起奋斗拼搏到了30好几，终于事业小成，家庭安逸。这个时候的男人，要什么有什么，可女孩子，却已经错过生命中最好的年华，将所有一切奉献给了爱人，孩子，家庭……容貌已经残损，小腰已经水桶，类似从泰国香米变成酒糟的处境了。
　　看了，心有戚戚。
　　现在的小姑娘是怎样，我不知道，我只知道我那年代的小姑娘，爱他，就是爱他，和金钱无关，和地位无关。前仆后继的，犹如飞蛾扑火的轰轰烈烈的爱着。还有很多如我一样单纯且执着过的一厢情愿的认为：我要陪着他从无到有，白手起家，哪怕失去了全世界都没关系，最起码，我们还拥有彼此的爱。所以，我们可以一碗砂钵饭2个人吃，如果月底，口袋里面穷得只剩下一块钱，他总是会买一包最便宜的华丰方便面，同时，还不忘给买个五毛钱的鸡蛋，因为鸡蛋我吃，他只吃面。

二

2 一卧式列管冷凝器，钢质换热管长为3m,直径为f25×2mm。水以0.7m/s的流速在管内流过，并从17℃被加热到37℃。流量为1。25kg/s、温度为72℃烃的饱和蒸气在管外冷凝成同温度的液体。烃蒸气的冷凝潜热为315kJ/kg。已测得:蒸气冷凝传热系数a0=800W/（m2·℃），管内侧热阻为外侧的40%，污垢热阻又为管内侧热阻的70％,试核算：(1）换热器每程提供的传热面积（外表面为基准）；(2)换热管的总根数；（3）换热器的管程数。［计算时可忽略管壁热阻及热损失，水的比热为4。18kJ/（kg·℃）]
解： （1）换热器每程提供的传热面积（外表面为基准），S1；
由题意知，水以0。7m/s的流速在管内流过，欲求S1，需先知道每程的管子数,每程的管子数等于所需冷却水的总流量与单管内水的流量之比.
两流体交换的热量为:

又 ， ，
则
单管内水的流量为：
每程所需管子数为:
取每程管子数为20， 则每程所能提供的传热外表面积为:

(2) 换热管的总根数；
由所需的总传热面积可求取换热管的总根数。

由题给数据，

则任务所需的传热外表面积为：

换热管总根数为：
取

(2) 换热器的管程数。
由题意管程数为:

3 在一单程逆流列管换热器中用水冷却空气,两流体的进口温度分别为20℃和110℃。在换热器使用的初期,冷却水及空气的出口温度分别为45℃和40℃，使用一年后,由于污垢热阻的影响,在冷热流体的流量和进口温度不变的情况下,冷却水出口温度降至38℃,试求：（1）空气出口温度为多少？（2)总传热系数为原来的多少倍？（3）若使冷却水加大一倍，空气流量及两流体进口温度不变，冷热流体的出口温度各为多少？（a水〉>a空气）（4）冷却水流量加大后,换热器的传热速率有何变化？变为多少？
解: 使用初期 使用一年后
110℃ 40℃ 110℃
45℃ 20℃ 38℃ 20℃
(1)空气出口温度
题意可得：使用初期 (1）
使用一年后 （2）
两式相比(2）/(1），得
则：=59.6℃
(2）总传热系数

方程（2)式/（1)式，得： 故
(3）冷热流体的出口温度
一年后 （3)
（4）
方程（4)式/（3），得：

整理前半式的方程 （5）
又因 ,， 故
由等比定理
则
整理得， （6)
联立（5）和（6），可得： ，
（4）冷却水流量加大后,换热器的传热速率有何变化？变为多少？

则

5有一换热器,管内通90℃的热流体，膜系数为1100，管外有某种液体沸腾，沸点为50℃,膜系数为5800。试求以下两种情况下的壁温：(1)管壁清洁无垢 ;（2）外侧有污垢产生，污垢热阻为0。005
解：忽略管壁热阻，并假设壁温为
（1） 当壁很薄时，根据壁两侧的对流传热方程式可得:

则
（2） 同理

则
由此可知，壁温总是比较接近热阻小的那一侧流体的温度。

6 流量为2000kg/h的某气体在列管式换热器的管程流过，温度由150℃降至80℃；壳程冷却用水，进口温度为15℃,出口温度为65℃，与气体作逆流流动，两者均处于湍流。已知气体侧的对流传热膜系数远小于冷却水侧的对流传热膜系数，管壁热阻、污垢热阻和热损失均可忽略不计,气体平均比热为1。02kJ/kg·℃，水的比热为4。17kJ/kg·℃,不计温度变化对比热的影响,试求：（1）冷却水用量；（2）如冷却水进口温度上升为20℃，仍用原设备达到相同的气体冷却程度,此时对数平均温差为多少？(3）此时的出口水温将为多少？(4）此时的冷却水用量为多少？
解：（1）冷却水用量；

（2)如冷却水进口温度上升为20℃，仍用原设备达到相同的气体冷却程度,此时对数平均温差为多少？
原情况 (1）
新情况 （2）
因 ， ， 换热器与气体的情况未变，
则 , 故

则 , （<2， 则用算术平均值合适)
对新情况下的热量进行衡算，
故
7在套管换热器中用120℃的饱和蒸汽于环隙间冷凝以加热管内湍流的苯。苯的流量为4000kg/h，比热容为1。9kJ/(kg·℃）,温度从30℃升至60℃。蒸汽冷凝传热系数为1×104W/(m2·℃）,换热管内侧污垢热阻为4×10－4m2·℃/W,忽略管壁热阻、换热管外侧污垢热阻及热损失。换热管为f54×2mm的钢管，有效长度为12m。试求：（1）饱和蒸汽流量（其冷凝潜热为2204kJ/kg）；（2)管内苯的对流传热系数ai；（3）当苯的流量增加50%、但其他条件维持不变时，苯的出口温度为若干？(4)若想维持苯的出口温度仍为60℃应采取哪些措施？作出定量计算。
解:（1）饱和蒸汽流量；

(2）管内苯的对流传热系数ai；

整理得 （1）

（2）

（3）苯的流量增加50%，苯的出口温度为若干

将其代入（2）式得
代入（1)式得
解得
（4）若想维持苯的出口温度仍为60℃应采取哪些措施？作出定量计算。
（a） 将管子加长， 由（1）式得

（b） 提高加热蒸气压强(温度）

解得

8 一废热锅炉,由f25×2锅炉钢管组成，管外为水沸腾，温度为227℃，管内走合成转化气，温度由575℃下降到472℃.已知转化气一侧ai=300W/m2·K,水侧ao=10000W/m2·K，钢的导热系数为45W/m·K,若忽略污垢热阻，试求：
（1）以内壁面为基准的总传热系数Ki;
(2)单位面积上的热负荷q（W/m2）;
（3)管内壁温度TW及管外壁温度Ti；
(4)试以计算结果说明为什么废热锅炉中转化气温度高达500℃左右仍可使用钢管做换热管。
解：（1）Ki

所以
（2）q

（3）管内壁温度TW 及 管外壁温度Ti
因为

由上述方程可解出 ,
（4）由计算结果可知，钢管的内外壁温度接近水侧沸腾的温度，即接近于热阻小的一侧流体的温度.尽管废热锅炉中转化气温度高达500℃左右，而钢管的温度小于238℃,故仍可在此高温下使用钢管做换热管。

10 现有一逆流冷却器，用冷水冷却油，使油温从420K降到370K，水进口温度为285K，出口温度为310K。设油和水的流率、进口温度保持不变,将冷却器长度增加一倍（其它尺寸不变），求油及水的出口温度。
解： 420K 370K
310K 285K
对体系进行热量恒算，

所以， （1)
（2）
冷却器长度增加一倍后，
420K T2
t2 285K
假设：
则
所以, （3）
（4）
（1）=(3） 1.95= （5）
(2）=（4） 3。9= (6）
解(5）和(6）方程，得： T2 =341.74K t2 =324.13K

<2， 则用算术平均值合适。

.

13热气体在套管换热器中用冷水冷却，内管为钢管,导热系数。冷水在管内湍流流动，给热系数，热气在环隙中湍流流动，给热系数.不计垢层热阻，试求：
（1） 管壁热阻占总热阻的百分数;
（2） 内管中冷水流速提高一倍，总传热系数有何变化?
（3） 内隙中热气体流速提高一倍，总传热系数有何变化？
解: （1）

=
=
总热阻 W
管壁热阻
=
管壁热阻分率为
（2）

增加
(3)

增加
由上可知，管壁热阻往往占分率很小，可忽略；提高K值，强化传热，应在小处着手。

三
三、计算
1 某填料塔用水吸收混合气中丙酮蒸汽。混合气流速为V=16kol/，操作压力P=101。3kPa。已知容积传质系数，，相平衡关系为（式中气相分压的单位是kPa，平衡浓度单位是）。求:（1）容积总传质系数及传质单元高度;(2）液相阻力占总传质阻力的百分数。
解： (1）由亨利定律

=

（1） 液相阻力占总阻力的百分数为:

2 低含量气体逆流吸收，试证：

式中为塔底的吸收推动力；为塔顶的吸收推动力.
证明：由物料衡算得：

低浓度吸收

得
3 某填料吸收塔用含溶质的溶剂逆流吸收混合气中的可溶组分，采用液气比L/V=3,气体入口质量分数回收率可达。已知物系的平衡关系为y=2x。
今因解吸不良使吸收剂入口摩尔分数升至,试求：
（1） 可溶组分的回收率下降至多少？
（2） 液相出塔摩尔分数升高至多少？
解: （1）

=
当上升时,由于不变，不变
也不变，即

（3） 物料衡算

=

4 有一填料吸收塔，在28℃及101.3kPa，用清水吸收200m3/h氨-空气混合气中的氨，使其含量由5％降低到0.04%（均为摩尔%）。填料塔直径为0。8m,填料层体积为3 m3，平衡关系为Y=1。4X，已知Kya=38.5kmol/h。问（1)出塔氨水浓度为出口最大浓度的80％时,该塔能否使用?（2）若在上述操作条件下，将吸收剂用量增大10％，该塔能否使用?(注:在此条件下不会发生液泛）
解：（1）
惰性气体流量

该塔现有填料层高度
因为 所以该塔不适合.
(2）吸收剂用量增大10％时

因为 所以该塔适合。
5 一填料塔用清水逆流吸收混合气中的有害组分A。已知操作条件下气相总传质单元高度为1。5m,进塔混合气组成为0.04（A的摩尔分率，下同)，出塔尾气组成为0。0053，出塔水溶液浓度为0.0128，操作条件下平衡关系为Y=2.5X。试求：（1）液气比为最小液气比的多少倍？(2）所需填料层高度？(3)若气液流量和初始组成不变，要求尾气浓度降至0.0033,求此时填料层高度为若干米？
解：（1）液气比为最小液气比的多少倍？

则

（2）所需填料层高度?

故
（3） 此条件下的填料层高度.

7某逆流操作的吸收塔，用清水洗去气体中的有害组分。已知该塔填料层总高度为9m，平衡关系Y=1。4X，测得气体进、出口浓度Y1=0。03，Y2=0。002，液体出口浓度X1=0。015（均为摩尔比）.试求：（1）操作液气比L/V；（2)气相总传质单元高度HOG,(3）如果限定气体出口浓度Y2=0.0015,为此拟增加填料层高度,在保持液气比不变的条件下应增加多少？
解：（1）操作液气比L/V;

（2）气相总传质单元高度HOG，
因

故
(3）？
由题意知 =0.0015 其它条件不变，则 不变
新情况下的传质单元数为：

故

8某厂吸收塔填料层高度为4m，用水吸收尾气中的有害组分A，已知平衡关系为Y=1。5X，塔顶X2=0,Y2=0.004，塔底X1=0.008，Y1=0.02，求：
（1） 气相总传质单元高度；
（2） 操作液气比为最小液气比的多少倍;
（3） 由于法定排放浓度Y2必须小于0.002，所以拟将填料层加高，若液气流量不变，传质单元高度的变化亦可忽略不计，问填料层应加高多少?
解:（1）气相总传质单元高度

（2)操作液气比为最小液气比的多少倍
因为X2=0,故

则
（3）？
则

所以

所以
四

H
H1
H2

4 如图所示，用泵将水从贮槽送至敞口高位槽，两槽液面均恒定不变,输送管路尺寸为f83×3.5mm，泵的进出口管道上分别安装有真空表和压力表，真空表安装位置离贮槽的水面高度H1为4.8m，压力表安装位置离贮槽的水面高度H2为5m.当输水量为36m3/h时,进水管道全部阻力损失为1。96J/kg，出水管道全部阻力损失为4.9J/kg，压力表读数为2。452×105Pa，泵的效率为70%，水的密度r为1000kg/m3，试求：
（1）两槽液面的高度差H为多少?
（2）泵所需的实际功率为多少kW？
（3)真空表的读数为多少kgf/cm2？
解：（1)两槽液面的高度差H
在压力表所在截面2—2´与高位槽液面3—3´间列柏努利方程，以贮槽液面为基准水平面，得:

其中， , u3=0， p3=0,
p2=2.452×105Pa, H2=5m, u2=Vs/A=2.205m/s
代入上式得：
（2）泵所需的实际功率
在贮槽液面0—0´与高位槽液面3-3´间列柏努利方程，以贮槽液面为基准水平面，有：

其中, ， u2= u3=0， p2= p3=0， H0=0， H=29.4m
代入方程求得： We=298.64J/kg,
故 ， η=70%，
(3）真空表的读数
在贮槽液面0-0´与真空表截面1—1´间列柏努利方程，有：

其中， ， H0=0， u0=0， p0=0, H1=4.8m， u1=2.205m/s
代入上式得，

5 两敞口贮槽的底部在同一水平面上,其间由一内径75mm
长200m的水平管和局部阻力系数为0。17的全开闸阀彼此相
连，一贮槽直径为7m,盛水深7m，另一贮槽直径为5m，盛
水深3m，若将闸阀全开，问大罐内水平将到6m时，需多长
时间？设管道的流体摩擦系数。
解：在任一时间t内，大罐水深为H，小罐水深为h
大罐截面积=，
小罐截面积=,
当大罐水面下降到H时所排出的体积为：
，
这时小罐水面上升高度为x；
所以
而
在大贮槽液面1—1´与小贮槽液面2-2´间列柏努利方程，并以底面为基准水平面，有：

其中 大气压， u为管中流速,
,

代入方程得：

若在dt时间内水面从H下降H-dH,这时体积将变化为—38.465dH,则：

故

16m
3m

6 用泵将20℃水从敞口贮槽送至表压为1。5×105Pa的密闭容器，两槽液面均恒定不变，各部分相对位置如图所示。输送管路尺寸为f108×4mm的无缝钢管，吸入管长为20m，排出管长为100m（各段管长均包括所有局部阻力的当量长度)。当阀门为3/4开度时，真空表读数为42700Pa，两测压口的垂直距离为0.5m,忽略两测压口之间的阻力，摩擦系数可取为0。02。试求：
（1）阀门3/4开度时管路的流量（m3/h)；
（2）压强表读数(Pa）；
（3)泵的压头（m）;
（4)若泵的轴功率为10kW，求泵的效率；
(5）若离心泵运行一年后发现有气缚现象，试分析其原因。
解：(1）阀门3/4开度时管路的流量(m3/h)；
在贮槽液面0—0´与真空表所在截面1—1´间列柏努利方程。以0-0´截面为基准水平面，有：

其中, ，
z0=0, u0=0, p0=0（表压）, z1=3m， p1=—42700Pa(表压)
代入上式,得: u1=2。3m/s， Q=
(2)压强表读数（Pa）；
在压力表所在截面2-2´与容器液面3-3´间列柏努利方程.仍以0—0´截面为基准水平面,有：

解得， p2=3.23×105Pa（表压）
（3）泵的压头（m)；
在真空表与压力表所在截面间列柏努利方程,可得，

（4） 泵的有效功率

（5） 若离心泵运行一年后发现有气缚现象,原因是进口管有泄露。

H=20m
H1=2m

7 如图所示输水系统，已知管路总长度(包括所有当量长度，下同)为100m，压力表之后管路长度为80m，管路摩擦系数为0。03，管路内径为0.05m，水的密度为1000kg/m3，泵的效率为0.8，输水量为15m3/h.求：（1)整个管路的阻力损失，J/kg;（2）泵轴功率,kw；（3）压力表的读数，Pa.
解:（1）整个管路的阻力损失，J/kg；
由题意知,

则
（2）泵轴功率，kw；
在贮槽液面0—0´与高位槽液面1—1´间列柏努利方程，以贮槽液面为基准水平面，有:

其中， ， u0= u1=0， p1= p0=0(表压）, H0=0， H=20m
代入方程得:
又
故 ， η=80％,

B

R″
A

H R′
R
t s

五

2用一精馏塔分离二元液体混合物，进料量100kmol/h，易挥发组分xF=0.5，泡点进料，得塔顶产品xD=0.9,塔底釜液xW=0。05（皆摩尔分率）,操作回流比R=1.61，该物系平均相对挥发度α=2。25，塔顶为全凝器，求:
(1) 塔顶和塔底的产品量（kmol/h）;
(2) 第一块塔板下降的液体组成x1为多少；
(3) 写出提馏段操作线数值方程；
(4) 最小回流比。
解:（1）塔顶和塔底的产品量(kmol/h）；
F=D+W=100 （1）
(2)
上述两式联立求解得 W=47。06kmol/h D=52.94kmol/h
(2）第一块塔板下降的液体组成x1为多少；
因塔顶为全凝器，

（3）写出提馏段操作线数值方程；

则
（4)最小回流比.
泡点进料,q=1,

3一精馏塔，原料液组成为0。5（摩尔分率），饱和蒸气进料，原料处理量为100kmol/h，塔顶、塔底产品量各为50kmol/h .已知精馏段操作线程为y=0。833x+0.15，塔釜用间接蒸气加热,塔顶全凝器，泡点回流。试求：
（1） 塔顶、塔底产品组成；
（2） 全凝器中每小时冷凝蒸气量；
（3） 蒸馏釜中每小时产生蒸气量
（4） 若全塔平均α=3。0,塔顶第一块塔板默弗里效率Eml=0。6，求离开塔顶第二块塔板的气相组成.
解：（1）塔顶、塔底产品组成；
因 , R=5 又 ，
由物料衡算
得
（2）全凝器中每小时冷凝蒸气量；
V=（R+1）D=300kmol/h
(3）蒸馏釜中每小时产生蒸气量；
q=0，V´=V - F=300 —100=200kmol/h
（4）求离开塔顶第二块塔板的气相组成。
,

故

4在一常压精馏塔内分离苯和甲苯混合物，塔顶为全凝器，塔釜间接蒸汽加热，平均相对挥发度为2。47,饱和蒸汽进料.已知进料量为150kmol/h，进料组成为0。4（摩尔分率）,回流比为4，塔顶馏出液中苯的回收率为0。97，塔釜采出液中甲苯的回收率为0.95。试求：
（1)塔顶馏出液及塔釜采出液组成；（2）精馏段操作线方程；（3)提馏段操作线方程；（4）回流比与最小回流比的比值；(5)若全回流操作时，塔顶第一块塔板的气相默弗里板效率为0。6，全凝器液相组成为0。98，求由塔顶第二块板上升的气相组成。
解：（1）塔顶馏出液及塔釜采出液组成；
由 （a）
（b)
F=D+W+150 （c)
（d）
联立（a）、（b）、（c）和(d)求解得：
W=87。3kmol/h， D=62。7kmol/h
xW=0.0206, xD=0.928
（2）精馏段操作线方程；

(3）提馏段操作线方程；

饱和蒸气进料,故 q=0 ,
则
(4）回流比与最小回流比的比值;
q=0,
由 得
，
（5）求由塔顶第二块板上升的气相组成。
,
而 全回流时，
， 代入上式可得：

5在一常压精馏塔内分离苯和甲苯混合物，塔顶为全凝器,塔釜间接蒸汽加热。进料量为1000kmol/h，含苯0。4，要求塔顶馏出液中含苯0.9(以上均为摩尔分率)，苯的回收率不低于90%,泡点进料，泡点回流。已知a=2.5，取回流比为最小回流比的1。5倍。试求：(1）塔顶产品量D、塔底残液量W及组成xw；(2）最小回流比；(3）精馏段操作线方程;(4)提馏段操作线方程；（5)从与塔釜相邻的塔板上下降的液相组成为多少？（6）若改用饱和蒸汽进料，仍用（4）中所用回流比，所需理论板数为多少？
解：(1）塔顶产品量D、塔底残液量W及组成xw；
由 ，得：
W=F- D=1000-400=600kmol/h
又由物料衡算
得
(2）最小回流比；
泡点进料，q=1，

(3) 精馏段操作线方程；

(4) 提馏段操作线方程；

则
（5)从与塔釜相邻的塔板上下降的液相组成

由操作线方程
得

(6）若改用饱和蒸汽进料，仍用(4）中所用回流比，所需理论板数又为多少。
饱和蒸气进料， q=0，
由 得

因 ， 故

6 用一连续精馏塔分离苯-甲苯混合溶液，原料液中含苯0.40，塔顶馏出液中含苯0。95（以上均为摩尔分率）。原料液为气液混合进料，其中蒸汽占1/3（摩尔数比）。苯-甲苯的平均相对挥发度为2。5，回流比为最小回流比的2倍,试求：
（1） 原料液中汽相及液相的组成；
（2） 最小回流比；
（3） 若塔顶采用全凝器，求从塔顶往下数第二快理论板下降的液体组成。
解:（1）设原料液液相组成为，汽相组成为（均为摩尔分率）
则 （1)
（2）
联立（1）式和（2）式，可得：
（2）
因 q=2/3， （3)
(4）
联立（3)和（4) 可得:
所以
(3）精馏段操作线方程为 R=2×1。8=3.6

则
由 得

7有某平均相对挥发度为3的理想溶液，其中易挥发组分的组成为60％（摩尔百分率，以下同），于泡点下送入精馏塔中,要求馏出液中易挥发组分组成不小于90%,残液中易挥发组分组成不大于2%,试用计算方法求以下各项:
（1） 每获得馏出液时原料液用量；
（2） 若回流比为1.5，它相当于最小回流比的若干倍；
（3） 回流比为1.5时，精馏段需若干层理论板；
（4） 假设料液加到板上后,加料板上溶液的组成不变，仍为0。6，求上升到加料板上蒸汽相的组成.
解 （1） 原料液用量
依题意知馏出液量,在全塔范围内列总物料及易挥发组分的衡算，得：

或
由上二式解得，收集的馏出液需用原料液量为：
（2） 回流比为最小回流比的倍数
以相对挥发度表示的相平衡关系为：
当时,与之平衡的气相组成为:
由于是泡点进料，在最小回流比下的操作线斜率为：

因此解得
故操作回流比为最小回流比的倍
（3） 精馏段理论板数
当回流比，相对挥发度为3时，精馏段的平衡关系为式所示,操作线为：

由于采用全凝器,故，将此值代入式解得。然后再利用式算出，又利用式算出,直至算出的等于或小于为止。兹将计算结果列于本例附表中。
板的序号
气相组成
液相组成
1
2
0.9
0.81
0.75
0.587<0.6

（4） 上升到加料板的蒸汽相组成
提馏段操作线方程为：
由于泡点进料，故。
又 及
将以上数据代入提馏段操作线方程：
由题意知,料液加到板上后，板上液相组成仍为0.6，故上升到加料板的蒸汽相组成为:

8用常压精馏塔分离某二元混合物，其平均相对挥发度为a=2，原料液量F=10kmol/h，饱和蒸气进料，进料浓度xF=0。5（摩尔分率，下同），馏出液浓度xD=0。9，易挥发组份的回收率为90％,回流比R=2Rmin,塔顶为全凝器，塔底为间接蒸气加热，求:（1)馏出液量及釜残液组成?(2）从第一块塔板下降的液体组成x1为多少？（3)最小回流比？（4）精馏段各板上升的蒸气量为多少kmol/h?（5）提馏段各板上升的蒸气量为多少kmol/h？
解：（1)馏出液量及釜残液组成；

F=D+W W=F-D=10-5=5kmol/h

(2）从第一块塔板下降的液体组成x1；
塔顶为全凝器, 故 ,
（3)最小回流比；
饱和蒸气进料 q=0，
由 得 ,
（4）精馏段各板上升的蒸气量为多少kmol/h；
V=（R+1）D=（2×2.35 + 1）×5=28.5kmol/h
（5)提馏