化工原理(下冊)復習試題

1、.化工原理 章節(jié)復習題第五章吸收一、填空及選擇1.吸收操作的依據(jù)是 （），以達到分離氣體混合物的目的。2.對低濃度的氣液平衡系統(tǒng) ，當溫度增加時 ，其溶解度系數(shù) H 將 （）； 而當系統(tǒng)液相總濃度增加時，其平衡常數(shù) m 將（）；當總壓降低時 ，亨利系數(shù) E 將（）， 平衡常數(shù) m 將（）， 溶解度系數(shù) H 將（）。3.亨利定律表達式P*=Ex ，若某氣體在水中的亨利系數(shù)E 很小 ，說明該氣體為 （）氣體 。4.含低濃度溶質(zhì)的氣液平衡系統(tǒng)中，溶質(zhì)在氣相中的摩爾組成與其在液相中的摩爾組成的差值（）。A、負值；B、正值；C、零；D、不確定5.吸收操作的作用是分離 （）。A、氣體混合物 ； B、液體均

2、相混合物； C、氣液混合物 ； D、部分互溶的液體混合物6.只要組分在氣相中心的分壓（）液相中該組分的平衡分壓，吸收就會繼續(xù)進行，直到達到一個新的平衡位置 。A、大于；B、小于；C、等于；D、不等于7.對低濃度溶質(zhì)的氣液平衡系統(tǒng)A 、 B，在同樣條件下 ， A 系統(tǒng)中的溶質(zhì)溶解度較B 系統(tǒng)中的溶質(zhì)溶解度高，則 A 系統(tǒng)的溶解度系數(shù)H A（)HB,相平衡常數(shù) mA ()mBA、大于；B、等于；C、小于；D、不確定8、在吸收過程中 ， KY 和 kY 是以 （）和（）為推動力的吸收系數(shù) 。9、在填料塔中用清水吸收混合氣中的NH3 ，當水泵發(fā)生故障，水量減少時 ，吸收率 ()A 增加； B. 減少

3、； C.不變 ；D.無法判斷 ；.專業(yè).專注. . .10、含低濃度難溶氣體的混合氣體，在逆流填料吸收塔內(nèi)進行吸收操作，傳質(zhì)阻力主要存在于（）中；若增大液相湍流程度，則總吸收系數(shù) KX 值將（）。11、一般而言 ，兩組分 A、 B 的等摩爾相互擴散體現(xiàn)在 （）單元操作中 ；而組分 A 在 B 中的單相擴散體現(xiàn)在 （）單元操作中 。12、雙膜理論是將整個相際傳質(zhì)過程簡化為（）13、水吸收氨 -空氣混合氣中的氨，它是屬于 （）控制的吸收過程 。14、實驗室用水吸收NH 3 的過程基本上屬于（ A.氣膜控制 ；B.液膜控制 ； C.雙膜控制 ）過程 ；其中氣相中的濃度梯度液相中的濃度梯度（均已換算為

4、相應的液相組成； A.> ； B.< ； C.）； 氣膜阻力液膜阻力 （A.> ； B.< ； C.）。15、在吸收操作中 ，若提高吸收劑的用量，當系統(tǒng)為氣膜控制時 ， Ky 值如何變化？；當系統(tǒng)為液膜控制時 ， Ky 值如何變化 ？；16、在吸收操作中 ，吸收塔某一截面上的總推動力（以液相組成差表示 ）為（）。A、 X*-X ； B、 X-X* ； C、 Xi-X ； D、 X-Xi17、實驗室用水吸收NH 3 的過程基本上屬于（ A.氣膜控制 ；B.液膜控制 ； C.雙膜控制 ）過程 ；其中氣相中的濃度梯度液相中的濃度梯度（均已換算為相應的液相組成； A.>

5、； B.< ； C.）； 氣膜阻力液膜阻力 （A.> ； B.< ； C.）。18、在吸收操作中 ，吸收塔某一截面上的總推動力（以氣相組成表示 ）為（）19、在氣體流量 、氣相進出口組成和液相進口組成不變時，若減小吸收劑用量 ，則傳質(zhì)推動力將（) ，操作線將 （)平衡線 。20、由于吸收過程氣相中的溶質(zhì)分壓總是（）液相中溶質(zhì)的平衡分壓，所以吸收操作線總是在平衡線的 （）。21、吸收因數(shù) A 可表示為 （）， 它在 Y-X 圖上的幾何意義是（）。.專業(yè).專注. . .22、若 S1 、S2 、 S3 分別為難溶 、中等溶解度 、易溶氣體在吸收過程中的脫吸因數(shù)，吸收過程中操作條件

6、相同，則應有 S1 （） S2（）S3 。（ >,=,< ）23、當吸收劑的用量為最小時，則所需填料層高度將為 （）。24、對一定操作條件下的填料吸收塔，如將填料層增高一些，則該塔的 HOG 將（）， NOG 將（）。25、 在逆流吸收塔中用純?nèi)軇┪栈旌蠚庵械娜苜|(zhì)。在操作范圍內(nèi) ，平衡關(guān)系符合亨利定律。若入塔氣體濃度 y1 上升 ，而其它入塔條件不變，則出塔氣體濃度 y2 和吸收液的濃度 X1 的變化為。A. y 2 上升， X1 下降B. y 2 下降， X1 不變C. y 2 上升 ，X1 上升D. y 2 上升， X1 變化不確定 。26 、在逆流吸收塔中用純?nèi)軇┪栈旌蠚?/p>

7、中的溶質(zhì)，其液氣比L/V為 2.85 ，平衡關(guān)系可表示為Y=1.5X（ X、 Y 為摩爾比 ）， 溶質(zhì)的回收率為95% ，則液氣比與最小液氣比之比值為（）。A. 3 ；B. 2；C. 1.8；D. 1.527、有效膜理論的要點是：（ 1）（）（ 2 ）（）28 、氣體吸收計算中，傳質(zhì)單元高度是表示（）的一個參量 ，而傳質(zhì)單元數(shù)是表示（）的參量。二 .計算題及簡答題1.用清水逆流吸收混合氣體中的CO2，已知混合氣體的流量為300 標準m3 /h ，進塔氣體中CO2 含量為0.06 （摩爾分數(shù) ），操作液氣比為最小液氣比的1.6 倍，傳質(zhì)單元高度為0.8m 。 操作條件下物系的平衡關(guān)系為 Y 12

8、00 X。 要求 CO2 吸收率為 95 ， 試求：（ 1）吸收液組成及吸收劑流量 ；（ 2）寫出操作線方程 ；（ 3 ）填料層高度 。.專業(yè).專注.2.在填料層高度為4m的常壓逆流吸收塔內(nèi)，用清水吸收空氣中的氨。已知入塔混合氣體中含氨為5%（體積分率 ，下同 ），吸收劑進口濃度為0.001, 實際液氣比為0.98 ，此時出口氣體中含氨為0.5% 。操作條件下氣液平衡關(guān)系為Y*=mX （ X、Y 摩爾比濃度 ）。且測得與含氨1.77% 的混合氣體充分接觸后的水中氨的濃度為18.89/1000g水。（ 1）求該填料塔的氣相總傳質(zhì)單元高度（ 2）現(xiàn)水溫上升 ，其他操作條件不變 ，試分析氣 、液相出

9、塔濃度如何變化 ？3.在逆流填料吸收塔中，用清水吸收含NH 3 5%（體積 ）的空氣 氨混合氣中的氨。已知混合氣流量為2826Nm 3/h ，氣體空塔氣速為1m/s （標準狀況 ）， 平衡關(guān)系為 Y=1.2X （摩爾比 ）， 以摩爾比為推動力計算的氣相體積總傳質(zhì)系數(shù)K 為 180kmol/m31.4 倍，要求吸收率為 98%。Ya?h，吸收劑用量為最小用量的試求 ： 液相的出口濃度X1（摩爾比 ）； 氣相總傳質(zhì)單元高度HOG 和氣相總傳質(zhì)單元數(shù) N OG ； 若吸收劑改為含NH 30.0015 （摩爾比 ）的水溶液 ，問能否達到吸收率98% 的要求 ？第六章蒸餾一、填空及選擇1.在精餾操作中

10、，若降低操作壓強 ，則溶液的相對揮發(fā)度 （），塔頂溫度 （），塔釜溫度 （） ，從平衡的角度分析對該分離過程（）。2.某二元混合物，其中 A 為易揮發(fā)組分 ，液相組成為 xA=0.4 ，相應的泡點溫度為 t 1 ，氣相組成 xA =0.4 ，相應的露點溫度為t2 ，則 t 1t 2。 (> 、 < 、 = ）3.兩理想溶液的相對揮發(fā)度是指溶液中的（）的揮發(fā)度對 （）的揮發(fā)度的比值 ，根據(jù)的大小 ，可用來 （），=1表示 （）。4.氣液兩相成平衡時 ，氣液兩相溫度 （）， 液相組成 （）氣相組成 。.專業(yè).專注. . .5.在操作的精餾塔中 ，測得相鄰兩塔板的兩相四個組成為0.62

11、、 0.70 、 0.75 、0.82 ，則 yn=（）， xn = （）， yn+1 = （）， xn+1= （）。6.精餾塔精餾段內(nèi)相鄰兩理論板，離開上板氣相的溫度為t 1，液相溫度為 t 2；離開下板氣相溫度為t 3，液相溫度為 t4，試按從大到小順序為（）。7.精餾塔塔頂溫度總是低于塔底溫度，原因是 （ 1）（）；（ 2）（）。8.氣液兩相組成相同時，則氣相露點溫度 （）液相泡點溫度 。9.某精餾塔的精餾段操作線方程為y=0.72x+0.275，則該塔的操作回流比為（）， 餾出液組成為（）。10.精餾塔的操作線為直線 ，其原因是 （）A、理論板假定 ； B、理想物系 ； C、塔頂泡點回

12、流 ； D、恒摩爾流假定11.所謂理論板是指該板的氣液兩相（）， 且塔板上 （）。12.精餾塔有 （）進料熱狀態(tài) ，其中（）進料 q 值最大 ，進料溫度 t F（）泡點13.對于飽和蒸汽進料，則（)L， V ()V 。14.操作中的精餾塔 ，若保持 F、xF、 q 、R 不變，減小 W ，則 L/V()， L（）。15.用某精餾塔分離兩組分溶液，規(guī)定產(chǎn)品組成 xD、 xW 。 當進料組成為xF1 時，相應的回流比為R1；當進料組成為 xF2 時，相應的回流比為R2F1F2，進料熱狀況不變 ，則12。 若 x xR （） R16.精餾塔的操作中 ，若 F、 xF、 q 、D 、加料板位置 、 V

13、 不變 ,而使操作壓力增加 ，則 xD （）， xW（）。17.操作中的精餾塔 ，若保持 F、q 、xD、 xW 、 V不變 ，減小 xF ，則 ().A、D,R; B、 D 不變 , R; C、 D R ; D 、 D R 不變18.精餾塔的操作中 ，若 F、 xF、 q、 D 保持不變 ，增加回流比 ，則 xD （）， xW （），V(),L/V()。.專業(yè).專注. . .19.某連續(xù)精餾塔 ，若精餾段操作線方程的截距等于零，則回流比等于 （）， 餾出液流量等于（），操作線方程 （）。20.某兩組份物系 ，相對揮發(fā)度 =3 ，在全回流條件下進行精餾操作，對第 n、 n+1 兩層理論板 （從

14、塔頂往下計 ）， 若已知 yn=0.4 ，則 yn+1 = （）。 全回流操作通常適用于（）或（）。21.在某精餾塔中 ，分離物系相對揮發(fā)度=2.5 的兩組份溶液 ，操作回流比條件為3，若測得第 2、3 層塔板（從塔頂往下計）的液相組成x2 =0.45 ， x3 =0.4 ，餾出液組成xD=0.96 ，則第 3 層塔板的氣相默弗里效率EMV 3= （）.22.若 F、 xF、 q、 xD 、 xW 、R 、 D 一定 ，而將飽和液體回流改為冷液回流，則冷凝器的負荷則（），再沸器的負荷則 （）23.在精餾塔的塔頂采用分凝器和全凝器。塔頂上升蒸汽 （組成為 y1 ，易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)，下同）進入

15、分凝器 ，在分凝器中部分冷凝，凝液 （組成 xL）于飽和溫度下作為回流返回塔內(nèi)，未冷凝的蒸汽 （組成為 yD ）送入全凝器中全部冷凝。 凝液（組成 xD）作為塔頂產(chǎn)品 。則 y1 與 xL 間滿足 （）關(guān)系 ， yD與 xL 間滿足 （）關(guān)系 ， yD 與 xD 間滿足 （）關(guān)系。A、平衡B、操作C、相等D、不確定24.現(xiàn)設計一連續(xù)精餾塔 ，現(xiàn)保持塔頂組成和輕組分回收率不變，若采用較大的回流比，則理論塔板數(shù)將（），而加熱蒸汽的消耗量將（）； 若進料中組成變輕 ，則進料位置應 （）使 xD 和輕組分的回收率不變 ；若將進料物料焓增大，則理論板數(shù)將 （）， 塔底再沸器熱負荷將（).25.霧沫夾帶是

16、指 （）的現(xiàn)象 。 正常操作的板式塔 ，霧沫夾帶量應控制為 （） kg 液 /kg 干氣 。影響霧沫夾帶的主要因素是（）。26.兩組份的相對揮發(fā)度越小 ，則表示分離該物系越 （）。（ 難、易、不變 ）二元溶液連續(xù)精餾計算中，進料熱狀態(tài)的變化將引起平衡線、操作線與 線中哪幾條線的變化？（）和（）。二 .計算題及簡答題.專業(yè).專注.1.操作中的精餾塔，將加料口由原來的最佳位置進料向下移動幾塊塔板，其余操作條件不變（包括 F、xF、q 、 D、 R)，此時塔頂產(chǎn)品濃度xD 、塔底產(chǎn)品濃度xw 將如何變化 ？2.如圖為一塔板的負荷性能圖，OP 為操作線 ，P 為操作點 。 請指出 ：（ 1）圖中各條線

17、的名稱。（ 2）在指定的回流比下，塔的操作上下限各有什么因素決定？操作彈性 ？（ 3 ）如果設計的操作點位于圖中的P點，試說明產(chǎn)生這種情況的原因及改進此設計的方法ABo3. 在一連續(xù)常壓精餾塔中分離某混合液，要求 xD=0.94 ， xW =0.04 。 已知此塔進料q 線方程為y=6x-1.5 ，采用回流比為最小回流比的1.2 倍，混合液在本題條件下的相對揮發(fā)度為2。 求： 精餾段操作線方程； 若塔底產(chǎn)品量W=150kmol/h，求進料量 F 和塔頂產(chǎn)品量D ； 提餾段操作線方程。4.在一兩組分連續(xù)精餾塔中，進入精餾段中某層理論板n 的氣相組成yn+1 為 0.75 ，從該板流出的液相組成x

18、n 為 0.65 （均為摩爾分數(shù)）， 塔內(nèi)氣液比 V/L=2 ，物系的相對揮發(fā)度為 2.5 。 試求：（ 1）從該板上升的蒸汽組成 yn；（ 2）流入該板的液相組成 xn-1 ；（ 3）回流比 R.5.在連續(xù)精餾塔中分離兩組分理想溶液，原料液流量為100kmol/h、組成為 0.3（摩爾分數(shù) ）， 其精餾段操作線和提餾段操作線方程分別為：y0.714x0.257y1.686x0.0343試求 ：.專業(yè).專注.（ 1）塔頂餾出液流量和精餾段下降液體流量；（ 2）進料熱狀況參數(shù) q6.在常壓連續(xù)提餾塔中，分離兩組分理想溶液，該物系平均相對揮發(fā)度為2.0 。原料液流量為100kmol/h ，進料熱狀

19、況參數(shù)為 0.8，餾出液流量為60kmol/h，釜殘液組成為0.01 （易揮發(fā)組分摩爾分率），試求：（ 1）操作線方程（ 2）由塔內(nèi)最下一層理論板下降的液相組成x N。7.在一具有 N 塊理論板的精餾塔中分離苯- 甲苯混合液 。 進料量 F=100kmol/h，進料中苯的摩爾分率為0.45 ，泡點進料 ，加料板為第四塊理論板（從上往下數(shù) ），塔釜上升蒸汽量為140kmol/h ，回流比為2.11 。 已測得塔頂餾出液中苯的摩爾分率為0.901 。試求 ：（ 1）精餾段 、提餾段的操作線方程；（ 2）離開第 1 4 塊理論板的苯的液相組成；（ 3）此時加料位置是否合適 ？（ 4）若位置進料向下移

20、動一塊理論板，其余操作條件不變，則塔頂產(chǎn)品濃度xD 將如何變化 ？（已知苯 - 甲苯體系的相對揮發(fā)度為 2.47 。）8.在一連續(xù)精餾塔內(nèi)分離某兩組分理想溶液。已知進料組成為0.5（摩爾分數(shù) ，下同 ）， 釜殘液組成為0.05 ；塔頂采用全凝器 ，操作回流比為最小回流比的1.777倍；操作條件下物系的平均相對揮發(fā)度為2.303 ；精餾段操作線方程為 y=o.72x+0.275 。試求 ：（ 1）塔頂產(chǎn)品的餾出率；（ 2）進料熱狀況參數(shù)q 。9.某制藥廠用板式精餾塔回收含量為75% （摩爾分數(shù) ，下同）的廢丙酮液媒 。 該精餾塔共有實際塔板數(shù)28 層，塔頂采用全凝器，泡點回流 ；塔底采用再沸器間

21、接加熱。因在常壓下操作，該分離物可視為二元理想物系 ，其相對揮發(fā)度為1.8。 現(xiàn)場測得一組數(shù)據(jù)為如下：.專業(yè).專注.餾出液中丙酮的含量96%釜殘液中丙酮的含量5% ，精餾段液相負荷40kmol/h精餾段氣相負荷60kmol/h，提餾段液相負荷66kmol/h提餾段氣相負荷60kmol/h試根據(jù)以上數(shù)據(jù)核算：（ 1）丙酮的回收率；（ 2）操作回流比與最小回流比的比值；（ 3 ）該板式塔的理論塔板數(shù) 。提示 ：吉利蘭圖中的曲線可用下式表示： Y=0.5458-0.5914X+0.0027/X其中 ：X=(R-Rmin)/(R+1), Y=(N-Nmin)/(N+2)10.在一連續(xù)常壓精餾塔中分離某

22、混合液，要求 xD=0.94 ，xW=0.04 。 已知此塔進料q 線方程為y=6x-1.5 ，采用回流比為最小回流比的1.2 倍，混合液在本題條件下的相對揮發(fā)度為2。 求： 精餾段操作線方程； 若塔底產(chǎn)品量W=150kmol/h，求進料量 F 和塔頂產(chǎn)品量D ； 提餾段操作線方程。11.在連續(xù)操作的板式精餾塔中分離兩組分理想溶液。在全回流下測得塔中相鄰兩層塔板下降液相組成分別為 0.36 和 0.25 （均為摩爾分率）。 試求其中下一層塔板的單板效率（以氣相表示 ）。在本題條件下，y1.26x0.08氣液平衡方程為：12.用一連續(xù)精餾塔分離苯 甲苯混合液 。進料為含苯0.4( 質(zhì)量分率 ，下

23、同 )的飽和液體 ，質(zhì)量流率為1000kg/h 。 要求苯在塔頂產(chǎn)品中輕組分的回收率為98% ，塔底產(chǎn)品中含苯不超過0.02 。 若塔頂采用全凝器，飽和液體回流，回流比取為最小回流比的1.25 倍，塔底采用再沸器。全塔操作條件下，苯對甲苯的平均相對揮發(fā)度為2.46 ，塔板的液相莫弗里(Murphree) 板效率為70%, 并假設塔內(nèi)恒摩爾溢流和恒摩爾汽化成立 。試求：(1) 從塔頂數(shù)起第二塊板上汽 、液相的摩爾流率各為多少 ？(2) 從塔頂數(shù)起第二塊實際板上升氣相的組成為多少？13.在連續(xù)操作的精餾塔中分離苯 甲苯溶液 。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔頂為全凝器 ，泡點回流 。 飽和蒸汽進料 ，其中

24、含苯 0.35 （摩爾分率 ，下同）， 流量為 100kmol/h。塔頂餾出液量為40 kmol/h.系統(tǒng)的相對揮發(fā)度為2.5,且知精餾段操作線方程為y=0.8x+0.16。試求 ：.專業(yè).專注.（ 1）提餾段操作線方程；（ 2）若塔頂?shù)谝粔K板下降的液體中含苯0.70, 求該板以氣相組成表示的板效率EMV ；14 用一連續(xù)精餾塔分離某二元混合物。進料組成 xF=0.5000( 輕組分的摩爾分數(shù)，下同 )，進料為飽和液體 。 塔頂產(chǎn)品的組成為xD =0.9500 ，塔頂產(chǎn)品量為D=50 kmol/h，要求塔頂產(chǎn)品量中輕組分的回收率為=96% 。 塔頂采用一分凝器和一全凝器，分凝器中的飽和液體作回

25、流用。已知回流液體的組成為x0 =0.88 ，離開第一塊塔板向下流動液體組成為x1=0.79 ，。 塔底采用間接加熱方式，塔內(nèi)皆為理論板。全塔相對揮發(fā)度為常數(shù)。試求：(1) 進料量 F、塔底產(chǎn)品量 W 和塔底產(chǎn)品組成 xW 各為多少 ？(2) 操作回流比是最小回流比的多少倍?(3) 精餾段和提餾段的氣相流量各是多少？第七章固體干燥一、填空及選擇1、干燥過程是 （）相結(jié)合的過程 。2、在實際的干燥操作中，常用 （）來測量空氣的溫度。3、測量空氣中水汽分壓的實驗方法是測量（）。4、不飽和空氣的中水蒸氣分壓越高，其濕度越 （）。5、在一定濕度下 ，不飽和空氣的溫度越低，其相對濕度越 （）。6、在測量

26、濕球溫度時，空氣速度需大于5m/s ，這是為了 （）。7、當濕空氣的總壓一定時，相對濕度 與 （）及（）有關(guān) 。8、空氣的絕熱飽和溫度tas 與濕球溫度tw 具有本質(zhì)區(qū)別：tas 是（）的溫度 ，而 tw 是（）的溫度 ，但空氣 水系統(tǒng)兩溫度是相等的，是因為 ()；9、濕空氣的干球溫度、濕球溫度 、露點在 （）情況下相等 。.專業(yè).專注.10 、對為水蒸氣所飽和的空氣，則干球溫度t 、濕球溫度t w、絕熱飽和溫度tas、露點溫度td 間的關(guān)系是tt wt ast d11、在 101.3kPa 的總壓下 ，在間壁式換熱器中將溫度為293K 、相對濕度為 80% 的濕空氣加熱 ，則該空氣的下列狀態(tài)

27、參數(shù)變化趨勢是：濕度 H（）， 相對濕度 （），濕球溫度 tw （）， 露點 t d（）。12、在 101.3kPa 的總壓下 ，將飽和空氣的溫度從t 1 降至 t 2，則該空氣的下列狀態(tài)參數(shù)變化趨勢是：相對濕度 （），濕度 H（）， 濕球溫度 tw（）， 露點 t d （）13、對濕度一定的空氣 ，以下各參數(shù)中（）與空氣的溫度無關(guān) 。A.相對濕度B.濕球溫度C.露點溫度D.絕熱飽和溫度14、空氣的飽和濕度Hs 是濕空氣的如下參數(shù)的函數(shù)（）。A.總壓及干球溫度B.總壓及濕球溫度C.總壓及露點D. 濕球溫度及焓15、當濕度和溫度相同時，相對濕度與總壓的關(guān)系（）。A.成正比B.成反比C.無關(guān)D.不

28、一定 ，還與其他因素有關(guān)16、對于一定干球溫度的空氣，當其相對濕度愈低時，其濕球溫度 （）。A.愈高 B.愈低 C.不變D.不一定 ，還與其他因素有關(guān)17、已知濕空氣的如下兩個參數(shù)，便可確定其他參數(shù)（）。A.H 、 PvB.H、tdC.H、tD.I 、 tas18、當空氣的相對濕度 =60% 時，則其干球溫度t、濕球溫度 tw 、絕熱飽和溫度 t as、露點溫度 t d 間的關(guān)系是之間的關(guān)系為：（）A. t=t w=t as=t d B. t>t w =t as>t d C. t<t w=t as<t d D. t>t w=t as=t d19 、濕空氣在預熱的過

29、程中不變化的參數(shù)是（）。A、焓； B、相對濕度 ； C、露點溫度 ； D、濕球溫度20 、理想干燥器是指（）， 干燥介質(zhì)進入和離開干燥器的焓值（）。.專業(yè).專注. . .21、恒定的干燥條件是指空氣的（）、（）、（）均不變的干燥過程 。222 、在一定的溫度和總壓強下，以濕空氣作干燥介質(zhì)，當所用空氣的相對濕度較大時，則濕物料的平衡水分相應 （）， 其自由水分相應 （）。23、恒速干燥階段又稱 （）控制階段 ，影響該階段的干燥速率的主要因素是（）；降速干燥階段又稱（）控制階段 ，影響該階段的干燥速率的主要因素是（）。2、 在恒速干燥階段 ，濕物料表面的溫度近似等于（）。25、物料的平衡水分一定是

30、 （）水分。26、在常壓和40下 ，測得濕物料的干基含水量X 與空氣的相對濕度之間的平衡關(guān)系為 :當 =100%時，平衡含水量 X*=0.16kg/kg干料 ；當 =40% 時，平衡含水量 X*=0.4kg/kg干料 。 已知該物料的初始含水量 X1=0.23kg/kg 干料，現(xiàn)讓該物料在 40 下與 =40% 的空氣充分接觸 ，則非結(jié)合水含量為 （）kg/kg 干料，自由水含量為 （） kg/kg干料 。27等速干燥階段 ，在給定的空氣干燥條件下，對于干燥速率的正確判斷是（）。A、干燥速率隨物料種類 、質(zhì)量不同而有差異； B、干燥速率隨質(zhì)量不同而有變化，與物料種類無關(guān) ；C、對于不同質(zhì)量 、

31、種類的物料 ，干燥速率實質(zhì)是相同的。D 、以上都不對28、已知物料的臨界含水量為0.18 （干基 ，下同 ），現(xiàn)將該物料從初始含水量0.45 干燥至 0.12 ，則干燥終了時物料表面溫度 為 （）。 A.>t w ;B.=t w;C. >t d ;D. >t29、在恒定干燥條件下 ，測得濕物料的干燥速率曲線如附圖所示。氣恒速階段的干燥速率為（） kg 水 / （m 2.h） ,臨界含水量為 （） kg/kg干料，平衡含水量為 （）kg/kg干料。U2kg 水(m .h)00.040.20.4干基含水率 X(kg水 /kg 絕干物料 ).專業(yè).專注.二、計算題1.對常壓下溫度為30、 濕度為 0.01kg 水汽 /kg 干氣的空氣 ，試求：（ 1）空氣的相對濕度及飽和濕度；（ 2）若