化工原理下冊(cè)答案

1、化工原理(大學(xué)第二版)下冊(cè)部分答案第8章2. 在溫度為 25 及總壓為 101.3 kPa 的條件下，使含二氧化碳為 3.0% (體積分?jǐn)?shù))的混合空氣與含二氧化 碳為 350 g/m3的水溶液接觸。試判斷二氧化碳的傳遞方向，并計(jì)算以二氧化碳的分壓表示的總傳質(zhì)推動(dòng)力。已知操 作條件下，亨利系數(shù) E 1.66 105 kPa，水溶液的密度為 997.8 kg/m3。解：水溶液中 CO2 的濃度為 對(duì)于稀水溶液，總濃度為997.8 3 3ctkmol/m 55.43 kmol/m 3t 18水溶液中 CO2 的摩爾分?jǐn)?shù)為由 p* Ex 1.66 105 1.443 10 4 kPa 23.954 k

2、Pa氣相中 CO2 的分壓為p pt y 101.3 0.03kPa 3.039 kPa U 21.024 操作空塔氣速為 泛點(diǎn)率為 經(jīng)校核，選用 D =1.0 m 合理。第九章 蒸餾1在密閉容器中將 A、B 兩組分的理想溶液升溫至 82 ，在該溫度下， 兩組分的飽和蒸氣壓分別為 pA* =107.6 kPa及 p*B 41.85 kPa，取樣測(cè)得液面上方氣相中組分A 的摩爾分?jǐn)?shù)為 0.95。試求平衡的液相組成及容器中液面上方總壓。解：本題可用露點(diǎn)及泡點(diǎn)方程求解。解得p總99.76 kPa本題也可通過相對(duì)揮發(fā)度求解由氣液平衡方程得2試分別計(jì)算含苯 0.4（摩爾分?jǐn)?shù)） 的苯甲苯混合液在總壓 10

3、0 kPa和 10 kPa的相對(duì)揮發(fā)度和平衡的氣相 組成。苯（ A ）和甲苯（ B）的飽和蒸氣壓和溫度的關(guān)系為式中 p的單位為 kPa，t 的單位為。 苯甲苯混合液可視為理想溶液。 （作為試差起點(diǎn)， 100 kPa 和 10 kPa 對(duì)應(yīng)的泡點(diǎn)分別取 94.6 和 31.5 ）解：本題需試差計(jì)算（1）總壓 p 總100 kPa初設(shè)泡點(diǎn)為94.6，則lg pA*1206.352.191得 pA155.37 kPa6.03294.6 220.24同理lg pB*1343.941.80p*B63.15 kPa6.07894.6 219.58p 總 0.4 155.37 0.6 63.15 kPa 1

4、00.04kPapA 155.37p*B63.152）總壓為 p 總 10 kPa通過試差，泡點(diǎn)為 31.5， p*A =17.02kPa， p*B 5.313kPa隨壓力降低， 增大，氣相組成提高。3在 100 kPa 壓力下將組成為 0.55（易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)）的兩組分理想溶液進(jìn)行平衡蒸餾和簡(jiǎn)單蒸餾。 原料液處理量為 100 kmol ，汽化率為 0.44。操作圍的平衡關(guān)系可表示為 y 0.46x 0.549 。試求兩種情況下易揮 發(fā)組分的回收率和殘液的組成。解：（ 1）平衡蒸餾（閃蒸） 依題給條件q 1 0.44 0.56qq1xFq10.56 0.55x0.56 1 0.56 11

5、.25 1.273x由平衡方程 y 0.46x 0.549聯(lián)立兩方程，得 y = 0.735， x = 0.4045nD 0.44nF 0.44 100 kmol = 44kmol2）簡(jiǎn)單蒸餾nD 44 kmolnW 56kmol即0.5798 1 ln 0.549 0.54xW0.54 0.549 0.54 0.55解得xW = 0.3785簡(jiǎn)單蒸餾收率高（ 61.46%），釜?dú)堃航M成低（ 0.3785 ）4在一連續(xù)精餾塔中分離苯含量為0.5（苯的摩爾分?jǐn)?shù)，下同）苯甲苯混合液，其流量為100 kmol/h 。已知餾出液組成為 0.95，釜液組成為 0.05，試求（ 1）餾出液的流量和苯的收率

6、；（ 2）保持餾出液組成 0.95 不變， 餾出液最大可能的流量。解：（ 1）餾出液的流量和苯的收率（ 2）餾出液的最大可能流量當(dāng) A=100% 時(shí)，獲得最大可能流量，即5在連續(xù)精餾塔中分離 A、B 兩組分溶液。原料液的處理量為100 kmol/h ，其組成為 0.45（易揮發(fā)組分 A的摩爾分?jǐn)?shù)， 下同） ，飽和液體進(jìn)料， 要求餾出液中易揮發(fā)組分的回收率為 96，釜液的組成為 0.033。試求（1） 餾出液的流量和組成；（ 2）若操作回流比為 2.65，寫出精餾段的操作線方程；（ 3）提餾段的液相負(fù)荷。解：（ 1）餾出液的流量和組成由全塔物料衡算，可得1.8qn,Wkmol/h=54.55 k

7、mol/hn,W 0.033qn,D qn,F qn,W100 54.55 kmol/h=45.45 kmol/h（ 2）精餾段操作線方程（ 3）提餾段的液相負(fù)荷6在常壓連續(xù)精餾塔中分離 A、B 兩組分理想溶液。進(jìn)料量為 60 kmol/h ，其組成為 0.46（易揮發(fā)組分的摩1）2）爾分?jǐn)?shù)，下同），原料液的泡點(diǎn)為 92 。要求餾出液的組成為 0.96，釜液組成為 0.04，操作回流比為 2.8。試 求如下三種進(jìn)料熱狀態(tài)的 q 值和提餾段的氣相負(fù)荷。40 冷液進(jìn)料； 飽和液體進(jìn)料； 飽和蒸氣進(jìn)料。371 kJ/kg ，比熱容為 1.82 kJ/(kg ?)。原料液的汽化熱為（3） 已知： 解：

8、由題給數(shù)據(jù)，可得 （ 1）40 冷液進(jìn)料 （ 2）飽和液體進(jìn)料 （ 3）飽和蒸氣進(jìn)料 三種進(jìn)料熱狀態(tài)下， 最小。q 值可由定義式計(jì)算，即此時(shí) q = 1q = 0有明顯差異。 飽和蒸氣進(jìn)料 V7在連續(xù)操作的精餾塔中分離兩組分理想溶液。原料液流量為50 kmol/h ，為 94。已知精餾段操作線方程為y = 0.75x+0.238；q 線方程為 y = 2- 3x。試求（2）進(jìn)料熱狀況參數(shù)及原料的總組成；（解：（ 1）操作回流比及餾出液組成R 0.75 及 xD0.238R 1 R 13）兩操作線交點(diǎn)的坐標(biāo)值 xq 及 yq； 由題給條件，得解得R = 3 ， xD = 0.9522）進(jìn)料熱狀況

9、參數(shù)及原料液組成由于要求餾出液中易揮發(fā)組分的收率1）4）操作回流比及餾出液組成； 提餾段操作線方程。由于 q 的不同，提餾段的氣相負(fù)荷 （即再沸器的熱負(fù)荷）q3 及 xF 2q 1 1 q解得xF = 0.5q = 0.75（氣液混合進(jìn)料），3）兩操作線交點(diǎn)的坐標(biāo)值 xq及 yq聯(lián)立操作線及 q 線兩方程，即解得xq = 0.4699及 yq = 0.5903（ 4）提餾段操作線方程其一般表達(dá)式為式中有關(guān)參數(shù)計(jì)算如下：qn,DxD0.952kmol/h24.68kmol/h qn,kmol/hqn,LRqn,Dqqn,F3 24.68 0.7550 kmol/h =111.54qn,Vqn,L

10、qn,W111.5425.32 kmol/h = 86.22 kmol/h111.5425.32ykmol/hWqn,Fqn,Dx 0.0592 1.294x 0.0173986.22 86.22A qn,F xF 0.94 50 0.55024.68 kmol/h = 25.328在連續(xù)精餾塔中分離苯甲苯混合液，其組成為0.48（苯的摩爾分?jǐn)?shù)，下同），泡點(diǎn)進(jìn)料。要求餾出液組成為 0.95，釜?dú)堃航M成為 0.05。操作回流比為 2.5，平均相對(duì)揮發(fā)度為 2.46，試用圖解法確定所需理論板層數(shù)及適宜加料板位置。 解：由氣液平衡方程計(jì)算氣液相平衡組成如本題附表所示。x00.050.10.20.30

11、.40.50.60.70.80.91.000.1150.2140.3810.5130.6210.7110.7870.8520.9080.9571.0習(xí)題 8 附 圖習(xí)題 8 附 表在 x y 圖上作出平衡線，如本題附圖所示。 由已知的 xD，xF，xW 在附圖上定出點(diǎn) 精餾段操作線的截距為xD0.95 0.271，在 y 軸上定R 1 2.5 1出點(diǎn) b，連接點(diǎn) a 及點(diǎn) b，即為精餾段操作線。過點(diǎn) e 作 q 線（垂直線）交精餾段操作線于點(diǎn) 即得提餾段操作線。從點(diǎn) a 開始， 在平衡線與操作線之間繪階梯， 達(dá)到指定分離 程度需 11層理論板，第 5 層理論板進(jìn)料。a、 e、 c。xDd。連接

12、 cd9在板式精餾塔中分離相對(duì)揮發(fā)度為2 的兩組分溶液，泡點(diǎn)進(jìn)料。餾出液組成為 0.95（易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，下同）， 釜?dú)堃航M成為 0.05，原料液組成為 0.6。已測(cè)得從塔釜上升的蒸 氣量為 93 kmol/h ，從塔頂回流的液體量為 58.5 kmol/h ，泡點(diǎn)回流。試求（ 1）原料液的處理量；（ 2）操作回流 比為最小回流比的倍數(shù)。由全塔的物料衡算求解。解：（ 1）原料液的處理量 對(duì)于泡點(diǎn)進(jìn)料， q = 1qn,Dqn,Vqn,L9358.5 kmol/h=34.5 kmol/h解得0.6qn,F 0.95 34.5qn,F34.50.05qn,F 56.45 kmol/h2）R

13、為 Rmin 的倍數(shù)R = 1.70 對(duì)于泡點(diǎn)進(jìn)料， Rmin 的計(jì)算式為R 1.7 1.27510在常壓連續(xù)精餾塔分離苯氯苯混合物。 數(shù)，下同），泡點(diǎn)進(jìn)料。塔頂餾出液的組成為 器，泡點(diǎn)回流。苯、氯苯的汽化熱分別為 水通過全凝器溫度升高Rmin 1.333已知進(jìn)料量為 85 kmol/h ，組成為 0.45（易揮發(fā)組分的摩爾分0.99，塔底釜?dú)堃航M成為 0.02。操作回流比為 3.5。塔頂采用全凝30.65 kJ/mol 和 36.52 kJ/mol 。水的比熱容為 4.187 kJ/ （kg ?）。若冷卻15 ，加熱蒸汽絕對(duì)壓力為 500 kPa（飽和溫度為 151.7 ，汽化熱為 2 11

14、3 kJ/kg）。試求冷卻水和加熱蒸汽的流量。忽略組分汽化熱隨溫度的變化。解：由題給條件，可求得塔的氣相負(fù)荷，即 對(duì)于泡點(diǎn)進(jìn)料，精餾段和提餾段氣相負(fù)荷相同，則 （ 1）冷卻水流量由于塔頂苯的含量很高，可按純苯計(jì)算，即（ 2）加熱蒸汽流量釜液中氯苯的含量很高，可按純氯苯計(jì)算，即11在常壓連續(xù)提餾塔中，分離兩組分理想溶液，該物系平均相對(duì)揮發(fā)度為2.0。原料液流量為 100 kmol/h ，進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù) q=1，餾出液流量為 60 kmol/h ，釜?dú)堃航M成為 0.01（易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)），試求（ 1）操作 線方程；（ 2）由塔最下一層理論板下降的液相組成xm。解：本題為提餾塔，即原料由塔頂加

15、入，因此該塔僅有提餾段。再沸器相當(dāng)一層理論板。（ 1）操作線方程此為提餾段操作線方程，即式中qn,L qqn,F 100kmol/hqn,V qn,D 60 kmol/hqn,W qn,F qn,D 100 60 kmol/h 40 kmol/h則 100 40則 y x 0.01 1.667 x 0.006760 60（ 2）最下層塔板下降的液相組成由于再沸器相當(dāng)于一層理論板，故xm 與 yW 符合操作關(guān)系，則 提餾塔的塔頂一般沒有液相回流。12在常壓連續(xù)精餾塔中，分離甲醇水混合液。原料液流量為100 kmol/h ，其組成為 0.3（甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)，下同），冷液進(jìn)料（ q =1.2 ），餾

16、出液組成為 0.92，甲醇回收率為 90，回流比為最小回流比的 3 倍。試比 較直接水蒸氣加熱和間接加熱兩種情況下的釜液組成和所需理論板層數(shù)。甲醇水溶液的txy 數(shù)據(jù)見本題附表習(xí)題 12 附 表溫度 t液相中甲醇的氣相中甲醇的溫度 t液相中甲醇的氣相中甲醇的摩爾分?jǐn)?shù)摩爾分?jǐn)?shù)摩爾分?jǐn)?shù)摩爾分?jǐn)?shù)1000.00.075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.

17、40.150.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.01.078.00.300.665解：（ 1）釜液組成由全塔物料衡算求解。 間接加熱 直接水蒸氣加熱關(guān)鍵是計(jì)算 R。由于 q =1.2，則 q 線方程為 在本題附圖上過點(diǎn) e作 q線，由圖讀得： xq = 0.37，yq = 0.71于是qn,W 1.85 29.35 1.2 100 kmol/h 174.3 kmol/hxW 明顯降低。顯然，在塔頂甲醇收率相同條件下，直接水蒸氣加熱時(shí)，由于冷凝水的稀釋作用，（ 2）所需理論板層數(shù)在 xy圖上圖解理論板層數(shù)間習(xí)題 12 附 圖接加熱 精餾段操 作線的截 距為由

18、xD = 0.92 及 截距 0.323 作出精餾 段操作線ab，交 q 線與點(diǎn) d。由 xW=0.0425 定出點(diǎn) c，連接 cd 即為提餾段操作線。由點(diǎn) a開始在平衡線與操作線之間作階梯， NT = 5（不含再沸器），第 4 層理論板進(jìn)料。直接蒸汽加熱 圖解理論板的方法步驟同上，但需注意xW=0.0172 是在 x 軸上而不是對(duì)角線上，如本題附圖所示。此情況下共需理論板 7 層，第 4 層理論板進(jìn)料。計(jì)算結(jié)果表明， 在保持餾出液中易揮發(fā)組分收率相同條件下， 直接蒸汽加熱所需理論板層數(shù)增加。 且需注意，直接蒸汽加熱時(shí)再沸器不能起一層理論板的作用。13在具有側(cè)線采出的連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想

19、溶液，如本題附圖所示。原料液流量為成為 0.5（摩爾分?jǐn)?shù)，下同），飽和液體進(jìn)料。塔頂餾 kmol/h ，組成 xD1 為 0.98，釜?dú)堃航M成為 0.05。從精餾 的飽和液體。 物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為 2.5。塔頂為全習(xí)題 13 附圖 習(xí)題 13 附 圖流比為 3.0，試求（ 1）易揮發(fā)組分的總收率；（ 2）中 解：（ 1）易揮發(fā)組分在兩股餾出液中的總收率 可得100 kmol/h ，組 出液流量 qn,D 為 20 段抽出組成 xD2 為 0.9 凝器，泡點(diǎn)回流，回 間段的操作線方程。 由全塔的物料衡算，qn,D2 的計(jì)算如下及qn,FxF 20 0.98 0.9qn,D2 0.05 100

20、 20 qn,D2整理上式，得到則q n,D2 31 .06kmol/h于是20 0.98 31.06 0.9100 0.5100%95.1%2）中間段的操作線方程由 s 板與塔頂之間列易揮發(fā)組分的物料衡算，得qn,Vs ys 1qn,Ls xs qn,D xD1qn,D2 xD21）式中 qn,Vs (R 1)qn,D1 (4 20) kmol h 80 kmol h將有關(guān)數(shù)值代入式（ 1）并整理，得到14 在常壓連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液。該物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為2.5。原料液組成為 0.35（易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，下同），飽和蒸氣加料。已知精餾段操作線方程為y = 0.75x+0.2

21、0，試求（ 1）操作回流比與最小回流比的比值；（ 2）若塔頂?shù)谝话逑陆档囊合嘟M成為0.7，該板的氣相默弗里效率 EMV1 。解：（ 1） R 與 Rmin 的比值先由精餾段操作線方程求得 R 和 xD，再計(jì)算 Rmin 。由題給條件，可知解得 R 3對(duì)飽和蒸氣進(jìn)料， q = 0，yq = 0.35 則 R 3 1.152Rmin 2.6042）氣相默弗里效率氣相默弗里效率的定義式為EM,Vy1 y2*y1* y21）式中y1 xD 0.8將有關(guān)數(shù)據(jù)代入式（ 1），得15在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液，原料液流量為下同），飽和蒸氣進(jìn)料。餾出液組成為0.95，釜?dú)堃航M成為泡點(diǎn)回流，塔釜間接蒸汽加

22、熱。塔釜的汽化量為最小汽化量的 數(shù)第二層理論板下降的液相組成。100 kmol/h ，組成為 0.5（易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)，0.05。物系的平均相對(duì)揮發(fā)度為 2.0。塔頂全凝器，1.6 倍，試求（ 1）塔釜汽化量；（ 2）從塔頂往下qn,Vmin 。液相組成 x2 可用逐板計(jì)算得到。解：先求出最小回流比，再由最小回流比與最小汽化量的關(guān)系求得1）塔釜汽化量對(duì)于飽和蒸汽進(jìn)料 q = 0，yF = 0.5， Rmin可用下式計(jì)算，即qn,DxF xW qn,FxDxW1000.5 0.050.95 0.05kmol/h50kmol/h則qn,Vmin (2.7 1) 50kmol/h 185 kmo

23、l/hqn,V min 也可由提餾段操作線的最大斜率求得，即qn,V min qn,W 0.5 0.051.588qn,V min0.3333 0.05將 qn,W = 50 kmol/h 代入上式，解得（2）第 2層理論板下降液相組成 x2 逐板計(jì)算求 x2 需導(dǎo)出精餾段操作線方程。解得 R 3.72塔頂全凝器y1 xD 0.9516 某制藥廠擬設(shè)計(jì)一板式精餾塔回收丙酮含量為0.75（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）水溶液中的丙酮。原料液的處理量為 30 kmol/h ，餾出液的組成為 0.96，丙酮回收率為 98.5%。塔頂全凝器，泡點(diǎn)回流，塔釜間接蒸汽加熱。試根據(jù)如下條件計(jì)算塔的有效高度和塔徑。進(jìn)料熱狀

24、況飽和液體總板效率61操作回流比2全塔平均壓力110 kPa理論板層數(shù)17.0全塔平均溫度81 板間距0.40 m空塔氣速0.82 m/s解：由題給條件，可得NTNP NETT17.027.880.61取 281）塔的有效高度2）塔徑精餾段和提餾段氣相負(fù)荷相同，則30.5151 m 3 s22.4qn,V Tp0 22.4 69.3 （273 81） 101.33 3 qV,V m sV,V 3600 T0 p3600 273 110D4 00.8.52151m 0.894m根據(jù)系列標(biāo)準(zhǔn)，選取塔徑為 900 mm 。17在連續(xù)精餾中分離 A、B、C、D、E（按揮發(fā)度降低順序排列）五組分混合液。

25、在所選擇流程下，C 為輕關(guān)鍵組分，在釜液中組成為 0.006（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）； D 為重關(guān)鍵組分，在餾出液中的組成為0.005。原料液處理量為 100 kmol/h ，其組成如本題附表 1 所示。17 題 附表 1組分ABCDExF0.2130.2440.1830.1420.218試按清晰分割法估算餾出液、釜?dú)堃旱牧髁亢徒M成。解：由題意， A、B 組分在釜?dú)堃褐胁怀霈F(xiàn)， E 組分在餾出液中不出現(xiàn)，且 xW,C=0.006，xD,D=0.005。作全塔 物料衡算，得將有關(guān)數(shù)據(jù)代入上式，解得計(jì)算結(jié)果列于本題附表 2。17 題 附表 2組分ABCDEqn,Fi /（ kmol/h ）21.324.

26、418.314.221.8100qn,Di /（ kmol/h ）21.324.418.080.320064.1qn,Wi /（ kmol/h ）000.2213.8821.835.90.33230.38070.28210.00501.0000.0060.38660.60721.0第十一章 固體物料的干燥習(xí)題解答2）1. 已知濕空氣的總壓力為 100 kPa，溫度為 50 ，相對(duì)濕度為 40%，試求（ 1）濕空氣中的水汽分壓； 濕度；（ 3）濕空氣的密度。解：（ 1）濕空氣的水汽分壓由附錄查得 50 時(shí)水的飽和蒸氣壓 ps 12.34kPa ，故2）濕度3）密度0.9737m3濕空氣 /kg

27、絕干氣密度 H 1 H 1 0.0323 kg m3濕空氣 1.06kg m3濕空氣 H H 0.973740 ，相對(duì)濕度為 43%，試求廢氣2常壓連續(xù)干燥器用熱空氣干燥某濕物料，出干燥器的廢氣的溫度為 的露點(diǎn)。解：由附錄查得 40 時(shí)水的飽和蒸氣壓 ps 7.3766kPa ，故濕空氣中水汽分壓為查出 ps 3.172kPa 時(shí)的飽和溫度為 25.02 ，此溫度即為廢氣露點(diǎn)。3. 在總壓 101.3 kPa下，已知濕空氣的某些參數(shù)。利用濕空氣的HI 圖查出附表中空格項(xiàng)的數(shù)值，并繪出分題 4 的求解過程示意圖。習(xí)題 3 附表序濕度干球溫度濕球溫度相對(duì)濕度焓水汽分壓露點(diǎn)號(hào)kg/kg 絕干氣/%k

28、J/kg 絕干氣kPa1（ 0.02）86（35）51403232（ 0.03）793711（160）4.2303（ 0.04）8642（10）1936354（ 0.05）（60）42371927.538.5解：附表中括號(hào)的數(shù)為已知，其余值由 H-I 圖查得。分題 4 的求解過程示意圖略。oo4. 將t0 25oC、H0 0.005kg水/ kg 絕干氣的常壓新鮮空氣，與干燥器排出的t2 40oC、H2 0.034kg水 /kg 絕干氣的常壓廢氣混合， 兩者中絕干氣的質(zhì)量比為 1：3。試求（1）混合氣體的溫度、 濕度、 焓和相對(duì)濕度；（ 2）若后面的干燥器需要相對(duì)濕度10%的空氣做干燥介質(zhì)，應(yīng)

29、將此混合氣加熱至多少攝氏度？解：（ 1）對(duì)混合氣列濕度和焓的衡算，得1H 0 3H2 4H m（a）1I0 3I 2 4Im（b）當(dāng) to25、 H0 0.005kg水/ kg 絕干氣時(shí)，空氣的焓為當(dāng)t240 、H 2 0.034kg 水 /kg 絕干氣時(shí)，空氣的焓為將以上值代入式（a）及式（ b）中，即分別解得： Hm0.02675kg/kg 絕干氣Im105.2 kJ/kg 絕干氣由Im1.01 1.88H m tm 2490H m得tm36.4混合氣體中的水汽分壓解出 p 4178Patm 36.4 時(shí)水的飽和蒸汽壓為 ps 6075Pa 所以混合氣體的相對(duì)濕度為 4178 100% 6

30、8.8%6075（ 2）將此混合氣加熱至多少度可使相對(duì)濕度降為10%故ps 41780Pa查水蒸氣表知此壓力下的飽和溫度為 76.83 。故應(yīng)將此混合氣加熱至 76.83 。5干球溫度為 20 、濕度為 0.009 kg 水 kg絕干氣的濕空氣通過預(yù)熱器加熱到 80 后，再送至常壓干燥 器中，離開干燥器時(shí)空氣的相對(duì)濕度為80%，若空氣在干燥器中經(jīng)歷等焓干燥過程，試求：（1）1 m3原濕空氣在預(yù)熱過程中焓的變化；（ 2）1 m3原濕空氣在干燥器中獲得的水分量。解：（ 1）1 m3原濕空氣在預(yù)熱器中焓的變化。當(dāng)t0 20、 H0 0.009 kg/kg 絕干氣時(shí)，由圖 11-3查出 I0 43 k

31、J/kg 絕干氣。當(dāng)t1 80、 H1 H0 0.009 kg/kg絕干氣時(shí)，由圖 11-3查出 I1 104 kJ/kg絕干氣。故 1 kg 絕干空氣在預(yù)熱器中焓的變化為： 原濕空氣的比體積：故 1 m3 原濕空氣焓的變化為；（2）1 m3原濕空氣在干燥器中獲得的水分。由 t1 80、 H1 H0 0.009 kg/kg 絕干氣在 H-I 圖上確定空氣狀態(tài)點(diǎn)，由該點(diǎn)沿等 I 線向右下方移動(dòng)與80% 線相交，交點(diǎn)為離開干燥器時(shí)空氣的狀態(tài)點(diǎn)，由該點(diǎn)讀出空氣離開干燥器時(shí)的濕度 H 2 0.027 kg/kg 絕 干氣。故 1 m3原空氣獲得的水分量為：6. 用 4 題（ 1）的混合濕空氣加熱升溫后

32、用于干燥某濕物料，將濕物料自濕基含水量0.2 降至 0.05，濕物料流量為 1 000 kg/h ，假設(shè)系統(tǒng)熱損失可忽略，干燥操作為等焓干燥過程。試求（1）新鮮空氣耗量；（ 2）進(jìn)入干燥器的濕空氣的溫度和焓；（ 3）預(yù)熱器的加熱量。解：（ 1）新鮮空氣耗量蒸發(fā)水量 絕干空氣用量新鮮空氣用量 （2）進(jìn)入干燥器的濕空氣的溫度和焓由于干燥過程為等焓過程，故進(jìn)出干燥器的空氣的焓相等。將 H m 0.02675 kg/kg 絕干氣代入，解出：所以，進(jìn)入干燥器的濕空氣的溫度為57.54，焓為 127.6 kJ/kg 絕干氣。（ 3）預(yù)熱器的加熱量7在常壓下用熱空氣干燥某濕物料， 濕物料的處理量為 l 00

33、0kg/h ，溫度為20 ，含水量為 4（濕基，下同）， 要求干燥后產(chǎn)品的含水量不超過 0.5，物料離開干燥器時(shí)溫度升至 60 ，濕物料的平均比熱容為 3.28 kJ（kg絕 干料 ）?？諝獾某跏紲囟葹?20 ，相對(duì)濕度為 50，將空氣預(yù)熱至 100 進(jìn)干燥器，出干燥器的溫度為 50 ， 濕度為 0.06 kg/kg絕干氣，干燥器的熱損失可按預(yù)熱器供熱量的10計(jì)。試求（ 1）計(jì)算新鮮空氣的消耗量；（ 2）預(yù)熱器的加熱量 Qp；（ 3）計(jì)算加熱物料消耗的熱量占消耗總熱量的百分?jǐn)?shù)；（4）干燥系統(tǒng)的熱效率。解：（）新鮮空氣消耗量，即絕干物料 G G11 w1 10001 0.04 kg絕干料 h 9

34、60kg絕干料 h所以 W G（X1 X2） 960（0.04167 0.00503）kg/h 35.17kg/h20 時(shí)空氣的飽和蒸汽壓為 ps 2.3346kPa2）預(yù)熱器的加熱量 p，用式 11-31 計(jì)算 p，即3）加熱物料消耗的熱量占消耗總熱量的百分?jǐn)?shù)加熱物料耗熱總耗熱量加熱物料消耗的熱量占消耗總熱量的百分?jǐn)?shù)： 125952 100% 51.9%242484（4）干燥器的熱效率 ，若忽略濕物料中水分帶入系統(tǒng)中的焓，則用式11-37 計(jì)算干燥系統(tǒng)的熱效率。8. 用通風(fēng)機(jī)將干球溫度 t0 26oC、焓 I0 66kJ/kg 絕干氣的新鮮空氣送入預(yù)熱器， 預(yù)熱到 t1 120oC 后進(jìn)入連

35、續(xù)逆流操作的理想干燥器，空氣離開干燥器時(shí)相對(duì)濕度 2 50% 。濕物料由含水量 w1 0.015 被干燥至含水量 w2 0.002 ，每小時(shí)有 9 200 kg 濕物料加入干燥器。試求（ 1）完成干燥任務(wù)所需的新鮮空氣量；（2）預(yù)熱器的加熱量；（ 3）干燥器的熱效率 解：（ 1）新鮮空氣耗量 絕干物料流量根據(jù) t0 26、 I0根據(jù) t1 120 、 H166 kJ/kg 絕干氣，求出 H0 0.0157 kg/kg 絕干氣H0 0.0157 ，求出 I1 163.8 kJ/kg 絕干氣理想干燥器，所以I2 I1 163.8kJ/kg 絕干氣0.622 2 psH2p總2 ps0.311ps1

36、01330 0.5psa）I 2 1.01 1.88H 2 t2 2490H 2 163.8kJ kg絕干氣b）設(shè)溫度 t2 ，查水蒸氣表得相應(yīng)的飽和蒸汽壓ps，由（ a）式求濕度 H 2 ，再代入（ b）式反求溫度 t2 ，若與初設(shè)值一致，計(jì)算結(jié)束。若與初設(shè)值不一致，則需重復(fù)以上步驟。解得：ps 13180Pa ，對(duì)應(yīng)的飽和溫度為： t2 51.34p2 6590Pa ， H2 0.04326kg/kg 絕干氣 絕干空氣消耗量新鮮空氣消耗量 （2）預(yù)熱器的加熱量 （ 3）干燥器的熱效率 本題亦可利用 H I 圖求 t2 。9. 在一常壓逆流的轉(zhuǎn)筒干燥器中，干燥某種晶狀的物料。溫度t0 25o

37、C 、相對(duì)濕度 0 =55%的新鮮空氣經(jīng)過預(yù)熱器加熱升溫至 t1 95o C 后送入干燥器中，離開干燥器時(shí)的溫度t2 45oC 。預(yù)熱器中采用 180 kPa 的飽和蒸汽加熱空氣，預(yù)熱器的總傳熱系數(shù)為85 W/（m 2K） ，熱損失可忽略。濕物料初始溫度 1 24 、濕基含水量 w 1 =0.037；干燥完畢后溫度升到 2 60、濕基含水量降為 w2 =0.002 。干燥產(chǎn)品流量 G2=1 000 kg/h，絕干D=1.3 m 、長度 Z=7 m。干物料比熱容 cs 1.5kJ/ （ kg 絕干料），不向干燥器補(bǔ)充熱量。轉(zhuǎn)筒干燥器的直徑 燥器外壁向空氣的對(duì)流 輻射聯(lián)合傳熱系數(shù)為 35 kJ/（

38、m2h）。試求（ 1）絕干空氣流量；（ 2）預(yù)熱器中加熱 蒸汽消耗量；（ 3）預(yù)熱器的傳熱面積。解：（ 1）絕干空氣流量絕干物料流量水分蒸發(fā)量查出 25 時(shí)水的飽和蒸氣壓為 3168.4 Pa，故新鮮空氣的濕度為：0.622 0 ps0101.330 ps00.622 0.55 3168.4101.33 0.55 3168.4kg kg 絕干氣0.0109 kg kg 絕干氣對(duì)干燥器做水分的衡算，取為 1 h 基準(zhǔn)，得： L（H 2 0.0109） 36.33對(duì)干燥器做熱量衡算得：其中I1 （1.01 1.88H1）t1 2490H1a）題給cs 1.5 kJ/（ kg 絕干料 ）I1cs 1 c w X 1 11.5 24 4.187 0.0384 24 kJ kg絕干料