第七章傳質與別離過程概論1.在吸收塔中用水吸收混于空氣中的氨。入塔混合氣中氨含量為5.5%〔質量分數(shù)，下同〕，吸收后出塔氣體中氨含量為0.2%，試計算進、出塔氣體中氨的摩爾比、。解：先計算進、出塔氣體中氨的摩爾分數(shù)和。進、出塔氣體中氨的摩爾比、為由計算可知，當混合物中某組分的摩爾分數(shù)很小時，摩爾比近似等于摩爾分數(shù)。2.試證明由組分A和B組成的雙組分混合物系統(tǒng)，以下關系式成立：〔1〕〔2〕解：〔1〕由于故〔2〕故3.在直徑為0.012m、長度為0.35m的圓管中，CO氣體通過N2進行穩(wěn)態(tài)分子擴散。管內N2的溫度為373K，總壓為101.3kPa，管兩端CO的分壓分別為70.0kPa和7.0kPa，試計算CO的擴散通量。解：設A－CO；B－N2查附錄一得4.在總壓為101.3kPa，溫度為273K下，組分A自氣相主體通過厚度為0.015m的氣膜擴散到催化劑外表，發(fā)生瞬態(tài)化學反響。生成的氣體B離開催化劑外表通過氣膜向氣相主體擴散。氣膜的氣相主體一側組分A的分壓為22.5kPa，組分A在組分B中的擴散系數(shù)為1.85×10-5m2/s。試計算組分A和組分B的傳質通量和。解：由化學計量式可得代入式〔7-25〕，得別離變量，并積分得5.在溫度為278K的條件下，令某有機溶劑與氨水接觸，該有機溶劑與水不互溶。氨自水相向有機相擴散。在兩相界面處，水相中的氨維持平衡組成，其值為0.022〔摩爾分數(shù)，下同〕，該處溶液的密度為998.2kg/m3；在離界面5mm的水相中，氨的組成為0.085，該處溶液的密度為997.0kg/m3。278K時氨在水中的擴散系數(shù)為1.24×10–9m2/s。試計算穩(wěn)態(tài)擴散下氨的傳質通量。解：設A－NH3；B－H2O離界面5mm處為點1、兩相界面處為點2，那么氨的摩爾分數(shù)為，點1、點2處溶液的平均摩爾質量為溶液的平均總物質的量濃度為故氨的摩爾通量為6.試用式〔7-41〕估算在105.5kPa、288K條件下，氫氣〔A〕在甲烷〔B〕中的擴散系數(shù)。解：查表7-1，得cm3/mol查表7-2，計算出由式7-417.試采用式〔7-43〕估算在293時二氧化硫〔A〕在水〔B〕中的擴散系數(shù)。解：查得293K時水的黏度為查表7-3，得查表7-4，得cm3/mol由式〔7-43〕8.有一厚度為8mm、長度為800mm的萘板。在萘板的上層外表上有大量的45℃的常壓空氣沿水平方向吹過。在45℃下，萘的飽和蒸汽壓為73.9Pa，固體萘的密度為1152kg/m3，由有關公式計算得空氣與萘板間的對流傳質系數(shù)為0.0165m/s。試計算萘板厚度減薄5％所需要的時間。解：由式〔7-45〕計算萘的傳質通量，即式中為空氣主體中萘的濃度，因空氣流量很大，故可認為；為萘板外表處氣相中萘的飽和濃度，可通過萘的飽和蒸氣壓計算，即kmol/m3設萘板外表積為S，由于擴散所減薄的厚度為b，物料衡算可得第八章氣體吸收1.在溫度為40℃、壓力為101.3kPa的條件下，測得溶液上方氨的平衡分壓為15.0kPa時，氨在水中的溶解度為76.6g(NH3)/1000g(H2O)。試求在此溫度和壓力下的亨利系數(shù)E、相平衡常數(shù)m及溶解度系數(shù)H。解：水溶液中氨的摩爾分數(shù)為由亨利系數(shù)為kPa相平衡常數(shù)為由于氨水的濃度較低，溶液的密度可按純水的密度計算。40℃時水的密度為kg/m3溶解度系數(shù)為2.在溫度為25℃及總壓為101.3kPa的條件下，使含二氧化碳為3.0%〔體積分數(shù)〕的混合空氣與含二氧化碳為350g/m3的水溶液接觸。試判斷二氧化碳的傳遞方向，并計算以二氧化碳的分壓表示的總傳質推動力。操作條件下，亨利系數(shù)kPa，水溶液的密度為997.8kg/m3。解：水溶液中CO2的濃度為對于稀水溶液，總濃度為kmol/m3水溶液中CO2的摩爾分數(shù)為由kPa氣相中CO2的分壓為kPa<故CO2必由液相傳遞到氣相，進行解吸。以CO2的分壓表示的總傳質推動力為kPa3.在總壓為110.5kPa的條件下，采用填料塔用清水逆流吸收混于空氣中的氨氣。測得在塔的某一截面上，氨的氣、液相組成分別為、。氣膜吸收系數(shù)kG=5.2×10-6kmol/(m2·s·kPa)，液膜吸收系數(shù)kL=1.55×10-4m/s。假設操作條件下平衡關系服從亨利定律，溶解度系數(shù)H＝0.725kmol/(m3·kPa)?！?〕試計算以、表示的總推動力和相應的總吸收系數(shù)；〔2〕試分析該過程的控制因素。解：(1)以氣相分壓差表示的總推動力為kPa其對應的總吸收系數(shù)為kmol/(m2·s·kPa)以液相組成差表示的總推動力為其對應的總吸收系數(shù)為〔2〕吸收過程的控制因素氣膜阻力占總阻力的百分數(shù)為氣膜阻力占總阻力的絕大局部，故該吸收過程為氣膜控制。4.在某填料塔中用清水逆流吸收混于空氣中的甲醇蒸汽。操作壓力為105.0kPa，操作溫度為25℃。在操作條件下平衡關系符合亨利定律，甲醇在水中的溶解度系數(shù)為2.126kmol/(m3·kPa)。測得塔內某截面處甲醇的氣相分壓為7.5kPa，液相組成為2.85kmol/m3，液膜吸收系數(shù)kL=2.12×10-5m/s，氣相總吸收系數(shù)KG＝1.206×10-5kmol/(m2·s·kPa)。求該截面處〔1〕膜吸收系數(shù)kG、kx及ky；〔2〕總吸收系數(shù)KL、KX及KY；〔3〕吸收速率。解：(1)以純水的密度代替稀甲醇水溶液的密度，25℃時水的密度為kg/m3溶液的總濃度為kmol/m3〔2〕由m/s因溶質組成很低，故有〔3〕吸收速率為5.在101.3kPa及25℃的條件下，用清水在填料塔中逆流吸收某混合氣中的二氧化硫。混合氣進塔和出塔的組成分別為y1=0.04、y2=0.002。假設操作條件下平衡關系服從亨利定律，亨利系數(shù)為4.13×103kPa，吸收劑用量為最小用量的1.45倍?！?〕試計算吸收液的組成；〔2〕假設操作壓力提高到1013kPa而其他條件不變，再求吸收液的組成。解：〔1〕吸收劑為清水，所以所以操作時的液氣比為吸收液的組成為〔2〕6.在一直徑為0.8m的填料塔內，用清水吸收某工業(yè)廢氣中所含的二氧化硫氣體?；旌蠚獾牧髁繛?5kmol/h，二氧化硫的體積分數(shù)為0.032。操作條件下氣液平衡關系為，氣相總體積吸收系數(shù)為0.0562kmol/(m3·s)。假設吸收液中二氧化硫的摩爾比為飽和摩爾比的76%，要求回收率為98%。求水的用量〔kg/h〕及所需的填料層高度。解：惰性氣體的流量為水的用量為求填料層高度7.某填料吸收塔內裝有5m高，比外表積為221m2/m3的金屬階梯環(huán)填料，在該填料塔中，用清水逆流吸收某混合氣體中的溶質組分。混合氣的流量為50kmol/h，溶質的含量為5％〔體積分數(shù)％〕；進塔清水流量為200kmol/h，其用量為最小用量的1.6倍；操作條件下的氣液平衡關系為；氣相總吸收系數(shù)為；填料的有效比外表積近似取為填料比外表積的90％。試計算〔1〕填料塔的吸收率；〔2〕填料塔的直徑。解：〔1〕惰性氣體的流量為對于純溶劑吸收依題意〔2〕由填料塔的直徑為8.在101.3kPa及20℃的條件下，用清水在填料塔內逆流吸收混于空氣中的氨氣?；旌蠚獾馁|量流速G為600kg/(m2·h)，氣相進、出塔的摩爾分數(shù)分別為0.05、0.000526，水的質量流速W為800kg/(m2·h)，填料層高度為3m。操作條件下平衡關系為Y=0.9X，KGa正比于G0.8而于W無關。假設〔1〕操作壓力提高一倍；〔2〕氣體流速增加一倍；(3)液體流速增加一倍，試分別計算填料層高度應如何變化，才能保持尾氣組成不變。解：首先計算操作條件變化前的傳質單元高度和傳質單元數(shù)操作條件下，混合氣的平均摩爾質量為m〔1〕假設氣相出塔組成不變，那么液相出塔組成也不變。所以mmm即所需填料層高度比原來減少1.801m?！?〕假設保持氣相出塔組成不變，那么液相出塔組成要加倍，即故mmm即所需填料層高度要比原來增加4.910m。〔3〕W對KGa無影響，即對KGa無影響，所以傳質單元高度不變，即m即所需填料層高度比原來減少0.609m。9.某制藥廠現(xiàn)有一直徑為1.2m，填料層高度為3m的吸收塔，用純溶劑吸收某氣體混合物中的溶質組分。入塔混合氣的流量為40kmol/h，溶質的含量為0.06〔摩爾分數(shù)〕；要求溶質的回收率不低于95%；操作條件下氣液平衡關系為Y=2.2X；溶劑用量為最小用量的1.5倍；氣相總吸收系數(shù)為0.35kmol/(m2·h)。填料的有效比外表積近似取為填料比外表積的90％。試計算〔1〕出塔的液相組成；〔2〕所用填料的總比外表積和等板高度。解：〔1〕惰性氣體的流量為〔2〕m由填料的有效比外表積為填料的總比外表積為由由填料的等板高度為10.用清水在塔中逆流吸收混于空氣中的二氧化硫?；旌蠚庵卸趸虻捏w積分數(shù)為0.085，操作條件下物系的相平衡常數(shù)為26.7，載氣的流量為250kmol/h。假設吸收劑用量為最小用量的1.55倍，要求二氧化硫的回收率為92%。試求水的用量〔kg/h〕及所需理論級數(shù)。解：用清水吸收，操作液氣比為水的用量為用清水吸收，由11.某制藥廠現(xiàn)有一直徑為0.6m，填料層高度為6m的吸收塔，用純溶劑吸收某混合氣體中的有害組分?，F(xiàn)場測得的數(shù)據如下：V=500m3/h、Y1=0.02、Y2=0.004、X1=0.004。操作條件下的氣液平衡關系為Y=1.5X?，F(xiàn)因環(huán)保要求的提高，要求出塔氣體組成低于0.002〔摩爾比〕。該制藥廠擬采用以下改造方案：維持液氣比不變，在原塔的根底上將填料塔加高。試計算填料層增加的高度。解：改造前填料層高度為改造后填料層高度為故有由于氣體處理量、操作液氣比及操作條件不變，故對于純溶劑吸收，由故因此，有操作液氣比為填料層增加的高度為12.假設吸收過程為低組成氣體吸收，試推導。解：由故13.在裝填有25mm拉西環(huán)的填料塔中，用清水吸收空氣中低含量的氨。操作條件為20℃及101.3kPa，氣相的質量速度為0.525kg/(m2·s)，液相的質量速度為2.850kg/(m2·s)。20℃及101.3kPa時氨在空氣中的擴散系數(shù)為m2/s，20℃時氨在水中的擴散系數(shù)為m2/s。試估算傳質單元高度HG、HL。解：查得20℃下，空氣的有關物性數(shù)據如下：Pa·skg/m3由查表8-6，，，查得20℃下，水的有關物性數(shù)據如下：Pa·skg/m3由查表8-7，，14.用填料塔解吸某含二氧化碳的碳酸丙烯酯吸收液，進、出解吸塔的液相組成分別為0.0085和0.0016〔均為摩爾比〕。解吸所用載氣為含二氧化碳0.0005〔摩爾分數(shù)〕的空氣，解吸的操作條件為35℃、101.3kPa，此時平衡關系為Y=106.03X。操作氣液比為最小氣液比的1.45倍。假設取m，求所需填料層的高度。解：進塔載氣中二氧化碳的摩爾比為最小氣液比為操作氣液比為吸收因數(shù)為液相總傳質單元數(shù)為填料層高度為15.某操作中的填料塔，其直徑為0.8m，液相負荷為8.2m3/h，操作液氣比〔質量比〕為6.25。塔內裝有DN50金屬階梯環(huán)填料，其比外表積為109m2/m3。操作條件下，液相的平均密度為995.6kg/m3，氣相的平均密度為1.562kg/m3?！?〕計算該填料塔的操作空塔氣速；〔2〕計算該填料塔的液體噴淋密度，并判斷是否到達最小噴淋密度的要求。解：〔1〕填料塔的氣相負荷為填料塔的操作空塔氣速為〔2〕填料塔的液體噴淋密度為最小噴淋密度為，到達最小噴淋密度的要求。16.礦石焙燒爐送出的氣體冷卻后送入填料塔中，用清水洗滌以除去其中的二氧化硫。入塔的爐氣流量為2400m3/h，其平均密度為1.315kg/m3；洗滌水的消耗量為50000kg/h。吸收塔為常壓操作，吸收溫度為20℃。填料采用DN50塑料階梯環(huán)，泛點率取為60％。試計算該填料吸收塔的塔徑。解：查得20℃下，水的有關物性數(shù)據如下：Pa·skg/m3爐氣的質量流量為采用埃克特通用關聯(lián)圖計算泛點氣速，橫坐標為查圖8-23，得縱坐標為對于DN50塑料階梯環(huán)，由表8-10和附錄二分別查得1/m故解出m/s操作空塔氣速為由圓整塔徑，取=1.0m校核，故所選填料規(guī)格適宜。取m3/〔m·h〕最小噴淋密度為操作噴淋密度為>操作空塔氣速為泛點率為經校核，選用=1.0m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=107.6kPa及＝41.85kPa，取樣測得液面上方氣相中組分A的摩爾分數(shù)為0.95。試求平衡的液相組成及容器中液面上方總壓。解：此題可用露點及泡點方程求解。解得kPa此題也可通過相對揮發(fā)度求解由氣液平衡方程得2．試分別計算含苯0.4〔摩爾分數(shù)〕的苯—甲苯混合液在總壓100kPa和10kPa的相對揮發(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?！沧鳛樵嚥钇瘘c，100kPa和10kPa對應的泡點分別取94.6℃和31.5℃〕解：此題需試差計算〔1〕總壓p總＝100kPa初設泡點為94.6℃，那么得kPa同理kPa或那么〔2〕總壓為p總＝10kPa通過試差，泡點為31.5℃，=17.02kPa，＝5.313kPa隨壓力降低，α增大，氣相組成提高。3．在100kPa壓力下將組成為0.55〔易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)〕的兩組分理想溶液進行平衡蒸餾和簡單蒸餾。原料液處理量為100kmol，汽化率為0.44。操作范圍內的平衡關系可表示為。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〕依題給條件那么由平衡方程聯(lián)立兩方程，得y=0.735，x=0.4045kmol=44kmol〔2〕簡單蒸餾kmolkmol即解得xW=0.3785簡單蒸餾收率高〔61.46%〕，釜殘液組成低〔0.3785〕4．在一連續(xù)精餾塔中別離苯含量為0.5〔苯的摩爾分數(shù)，下同〕苯—甲苯混合液，其流量為100kmol/h。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；〔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ηA=100%時，獲得最大可能流量，即5．在連續(xù)精餾塔中別離A、B兩組分溶液。原料液的處理量為100kmol/h，其組成為0.45〔易揮發(fā)組分A的摩爾分數(shù)，下同〕，飽和液體進料，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〕假設操作回流比為2.65，寫出精餾段的操作線方程；〔3〕提餾段的液相負荷。解：〔1〕餾出液的流量和組成由全塔物料衡算，可得kmol/h=54.55kmol/hkmol/h=45.45kmol/h〔2〕精餾段操作線方程〔3〕提餾段的液相負荷6．在常壓連續(xù)精餾塔中別離A、B兩組分理想溶液。進料量為60kmol/h，其組成為0.46〔易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)，下同〕，原料液的泡點為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。試求如下三種進料熱狀態(tài)的q值和提餾段的氣相負荷?！?〕40℃冷液進料；〔2〕飽和液體進料；〔3〕飽和蒸氣進料。：原料液的汽化熱為371kJ/kg，比熱容為1.82kJ/(kg?℃)。解：由題給數(shù)據，可得〔1〕40℃冷液進料q值可由定義式計算，即〔2〕飽和液體進料此時q=1〔3〕飽和蒸氣進料q=0三種進料熱狀態(tài)下，由于q的不同，提餾段的氣相負荷〔即再沸器的熱負荷〕有明顯差異。飽和蒸氣進料V′最小。7．在連續(xù)操作的精餾塔中別離兩組分理想溶液。原料液流量為50kmol/h，要求餾出液中易揮發(fā)組分的收率為94％。精餾段操作線方程為y=0.75x+0.238；q線方程為y=2-3x。試求〔1〕操作回流比及餾出液組成；〔2〕進料熱狀況參數(shù)及原料的總組成；〔3〕兩操作線交點的坐標值xq及yq；〔4〕提餾段操作線方程。解：〔1〕操作回流比及餾出液組成由題給條件，得及解得R=3，xD=0.9522〕進料熱狀況參數(shù)及原料液組成由于及解得q=0.75〔氣液混合進料〕，xF=0.5〔3〕兩操作線交點的坐標值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式為式中有關參數(shù)計算如下：kmol/h=25.32kmol/hkmol/h=111.54kmol/hkmol/h=86.22kmol/h那么8．在連續(xù)精餾塔中別離苯—甲苯混合液，其組成為0.48〔苯的摩爾分數(shù)，下同〕，泡點進料。要求餾出液組成為0.95，釜殘液組成為0.05。操作回流比為2.5，平均相對揮發(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：由氣液平衡方程計算氣液相平衡組成如此題附表所示。習題8附表x00.050.10.20.30.40.50.60.70.80.91.000.1150.2140.3810.5130.6210.7110.7870.8520.9080.9571.0在x–y圖上作出平衡線，如此題附圖所示。由的xD，xF，xW在附圖上定出點a、e、c。精餾段操作線的截距為，在y軸上定出點b，連接點a及點b，即為精餾段操作線。過點e作q線〔垂直線〕交精餾段操作線于點d。連接cd即得提餾段操作線。從點a開始，在平衡線與操作線之間繪階梯，到達指定別離程度需11層理論板，第5層理論板進料。9．在板式精餾塔中別離相對揮發(fā)度為2的兩組分溶液，泡點進料。餾出液組成為0.95〔易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)，下同〕，釜殘液組成為0.05，原料液組成為0.6。已測得從塔釜上升的蒸氣量為93kmol/h，從塔頂回流的液體量為58.5kmol/h，泡點回流。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)。解：〔1〕原料液的處理量由全塔的物料衡算求解。對于泡點進料，q=1kmol/h=34.5kmol/h那么解得kmol/h〔2〕R為Rmin的倍數(shù)R=1.70對于泡點進料，Rmin的計算式為于是10．在常壓連續(xù)精餾塔內別離苯—氯苯混合物。進料量為85kmol/h，組成為0.45〔易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)，下同〕，泡點進料。塔頂餾出液的組成為0.99，塔底釜殘液組成為0.02。操作回流比為3.5。塔頂采用全凝器，泡點回流。苯、氯苯的汽化熱分別為30.65kJ/mol和36.52kJ/mol。水的比熱容為4.187kJ/(kg?℃)。假設冷卻水通過全凝器溫度升高15℃，加熱蒸汽絕對壓力為500kPa〔飽和溫度為151.7℃，汽化熱為2113kJ/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，可求得塔內的氣相負荷，即對于泡點進料，精餾段和提餾段氣相負荷相同，那么〔1〕冷卻水流量由于塔頂苯的含量很高，可按純苯計算，即〔2〕加熱蒸汽流量釜液中氯苯的含量很高，可按純氯苯計算，即11．在常壓連續(xù)提餾塔中，別離兩組分理想溶液，該物系平均相對揮發(fā)度為2.0。原料液流量為100kmol/h，進料熱狀態(tài)參數(shù)q=1，餾出液流量為60kmol/h，釜殘液組成為0.01〔易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)〕，試求〔1〕操作線方程；〔2〕由塔內最下一層理論板下降的液相組成x′m。解：此題為提餾塔，即原料由塔頂參加，因此該塔僅有提餾段。再沸器相當一層理論板?！?〕操作線方程此為提餾段操作線方程，即式中kmol/hkmol/h＝40kmol/h那么〔2〕最下層塔板下降的液相組成由于再沸器相當于一層理論板，故x′m與y′W符合操作關系，那么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，別離甲醇—水混合液。原料液流量為100kmol/h，其組成為0.3〔甲醇的摩爾分數(shù)，下同〕，冷液進料〔q=1.2〕，餾出液組成為0.92，甲醇回收率為90％，回流比為最小回流比的3倍。試比擬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t–x–y數(shù)據見此題附表習題12附表溫度t℃液相中甲醇的摩爾分數(shù)氣相中甲醇的摩爾分數(shù)溫度t℃液相中甲醇的摩爾分數(shù)氣相中甲醇的摩爾分數(shù)1000.00.075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.97981.70.200.57964.51.01.078.00.300.665解：〔1〕釜液組成由全塔物料衡算求解。①間接加熱②直接水蒸氣加熱關鍵是計算R。由于q=1.2，那么q線方程為在此題附圖上過點e作q線，由圖讀得：xq=0.37，yq=0.71于是顯然，在塔頂甲醇收率相同條件下，直接水蒸氣加熱時，由于冷凝水的稀釋作用，xW明顯降低?！?〕所需理論板層數(shù)在x–y圖上圖解理論板層數(shù)①間接加熱精餾段操作線的截距為由xD=0.92及截距0.323作出精餾段操作線ab，交q線與點d。由xW=0.0425定出點c，連接cd即為提餾段操作線。由點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層理論板進料。②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軸上而不是對角線上，如此題附圖所示。此情況下共需理論板7層，第4層理論板進料。計算結果說明，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，直接蒸汽加熱時再沸器不能起一層理論板的作用。13．在具有側線采出的連續(xù)精餾塔中別離兩組分理想溶液，如此題附圖所示。原料液流量為100kmol/h，組成為0.5〔摩爾分數(shù)，下同〕，飽和液體進料。塔頂餾出液流量qn,D為20kmol/h，組成xD1為0.98，釜殘液組成為0.05。從精餾段抽出組成xD2為0.9的飽和液體。物系的平均相對揮發(fā)度為2.5。塔頂為全凝器，泡點回流，回流比為3.0，試求〔1〕易揮發(fā)組分的總收率；〔2〕中間段的操作線方程。解：〔1〕易揮發(fā)組分在兩股餾出液中的總收率由全塔的物料衡算，可得qn,D2的計算如下及整理上式，得到那么于是〔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〔1〕式中將有關數(shù)值代入式〔1〕并整理，得到14．在常壓連續(xù)精餾塔中別離兩組分理想溶液。該物系的平均相對揮發(fā)度為2.5。原料液組成為0.35〔易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)，下同〕，飽和蒸氣加料。精餾段操作線方程為y=0.75x+0.20，試求〔1〕操作回流比與最小回流比的比值；〔2〕假設塔頂?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，再計算Rmin。由題給條件，可知解得對飽和蒸氣進料，q=0，yq=0.35那么〔2〕氣相默弗里效率氣相默弗里效率的定義式為〔1〕式中將有關數(shù)據代入式〔1〕，得15．在連續(xù)精餾塔中別離兩組分理想溶液，原料液流量為100kmol/h，組成為0.5〔易揮發(fā)組分的摩爾分數(shù)，下同〕，飽和蒸氣進料。餾出液組成為0.95，釜殘液組成為0.05。物系的平均相對揮發(fā)度為2.0。塔頂全凝器，泡點回流，塔釜間接蒸汽加熱。塔釜的汽化量為最小汽化量的1.6倍，試求〔1〕塔釜汽化量；〔2〕從塔頂往下數(shù)第二層理論板下降的液相組成。解：先求出最小回流比，再由最小回流比與最小汽化量的關系求得qn,Vmin。液相組成x2可用逐板計算得到。〔1〕塔釜汽化量對于飽和蒸汽進料q=0，yF=0.5，Rmin可用下式計算，即而那么也可由提餾段操作線的最大斜率求得，即即將qn,W=50kmol/h代入上式，解得〔2〕第2層理論板下降液相組成x2逐板計算求x2需導出精餾段操作線方程。解得塔頂全凝器16．某制藥廠擬設計一板式精餾塔回收丙酮含量為0.75〔摩爾分數(shù)，下同〕水溶液中的丙酮。原料液的處理量為30kmol/h，餾出液的組成為0.96，丙酮回收率為98.5%。塔頂全凝器，泡點回流，塔釜間接蒸汽加熱。試根據如下條件計算塔的有效高度和塔徑。進料熱狀況飽和液體總板效率61％操作回流比2全塔平均壓力110kPa理論板層數(shù)17.0全塔平均溫度81℃板間距0.40m空塔氣速0.82m/s解：由題給條件，可得取28〔1〕塔的有效高度〔2〕塔徑精餾段和提餾段氣相負荷相同，那么式中于是根據系列標準，選取塔徑為900mm。17．在連續(xù)精餾中別離A、B、C、D、E〔按揮發(fā)度降低順序排列〕五組分混合液。在所選擇流程下，C為輕關鍵組分，在釜液中組成為0.006〔摩爾分數(shù)，下同〕；D為重關鍵組分，在餾出液中的組成為0.005。原料液處理量為100kmol/h，其組成如此題附表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、釜殘液的流量和組成。解：由題意，A、B組分在釜殘液中不出現(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，得將有關數(shù)據代入上式，解得計算結果列于此題附表2。17題附表2組分ABCDEΣ/〔kmol/h〕21.324.418.314.221.8100/〔kmol/h〕21.324.418.080.320064.1/〔kmol/h〕000.2213.8821.835.90.33230.38070.28210.00501.0000.0060.38660.60721.0第十章液-液萃取和液-固浸取25℃時醋酸〔A〕–庚醇-3〔B〕–水〔S〕的平衡數(shù)據如此題附表所示。習題1附表1溶解度曲線數(shù)據〔質量分數(shù)/%〕醋酸〔A〕庚醇-3〔B〕(333(B)水〔S〕醋酸〔A〕庚醇-3〔B〕-3(B)-3(B)-3(B)3(B)水〔S〕096.43.648.512.838.73.593.03.547.57.545.08.687.24.242.73.753.619.374.36.436.71.961.424.467.57.929.369.630.758.610.724.50.974.641.439.319.319.60.779.745.826.727.514.90.684.546.524.129.47.10.592.447.520.432.10.00.499.6習題1附表2聯(lián)結線數(shù)據〔醋酸的質量分數(shù)%〕水層庚醇-3層水層庚醇-3層6.45.338.226.813.710.642.130.519.814.844.132.626.719.248.137.933.623.747.644.9試求：〔1〕在直角三角形相圖上繪出溶解度曲線及輔助曲線，在直角坐標圖上繪出分配曲線?！?〕確定由200kg醋酸、200kg庚醇-3和400kg水組成的混合液的物系點位置?；旌弦航洺浞只旌喜㈧o置分層后，確定兩共軛相的組成和質量。〔3〕上述兩液層的分配系數(shù)及選擇性系數(shù)?！?〕從上述混合液中蒸出多少千克水才能成為均相溶液？解：〔1〕溶解度曲線如附圖1中曲線SEPHRJ所示。輔助曲線如附圖1曲線SNP所示。分配曲線如附圖2所示?！?〕和點醋酸的質量分率為水的質量分率為由此可確定和點M的位置，如附圖1所示。由輔助曲線通過試差作圖可確定M點的差點R和E。由杠桿規(guī)那么可得由附圖1可查得E相的組成為R相的組成為〔3〕分配系數(shù)選擇性系數(shù)〔4〕隨水分的蒸發(fā)，和點M將沿直線SM移動，當M點到達H點時，物系分層消失，即變?yōu)榫辔锵?。由杠桿規(guī)那么可得需蒸發(fā)的水分量為在單級萃取裝置中，以純水為溶劑從含醋酸質量分數(shù)為30%的醋酸–庚醇-3混合液中提取醋酸。原料液的處理量為1000kg/h，要求萃余相中醋酸的質量分數(shù)不大于10%。試〔1〕水的用量；〔2〕萃余相的量及醋酸的萃取率。操作條件下的平衡數(shù)據見習題1。解：〔1〕物系的溶解度曲線及輔助曲線如附圖所示。由原料組成xF=0.3可確定原料的相點F，由萃余相的組成xA=0.1可確定萃余相的相點R。借助輔助曲線，由R可確定萃取相的相點E。聯(lián)結RE、FS，那么其交點M即為萃取操作的物系點。由杠桿規(guī)那么可得〔2〕由杠桿規(guī)那么可確定萃余相的量。由附圖可讀得萃取相的組成為萃取率=在三級錯流萃取裝置中，以純異丙醚為溶劑從含醋酸質量分數(shù)為30%的醋酸水溶液中提取醋酸。原料液的處理量為2000kg，每級的異丙醚用量為800kg，操作溫度為20℃，試求〔1〕各級排出的萃取相和萃余相的量和組成；〔2〕假設用一級萃取到達同樣的殘液組成，那么需假設干千克萃取劑。20℃時醋酸〔A〕–水〔B〕–異丙醚〔S〕的平衡數(shù)據如下：習題3附表20℃時醋酸〔A〕–水〔B〕–異丙醚〔S〕的平衡數(shù)據(質量分數(shù))水相有機相醋酸〔A〕水〔B〕異丙醚〔S〕醋酸〔A〕水〔B〕異丙醚〔S〕0.6998.10.180.599.31.4197.11.50.370.798.92.8995.51.60.790.898.46.4291.71.91.91.097.113.3484.42.34.81.993.325.5071.73.411.43.984.736.758.94.421.66.971.544.345.110.631.110.858.146.4037.116.536.215.148.7解：由平衡數(shù)據在直角三角形坐標圖上繪出溶解度曲線及輔助曲線，如附圖所示。由原料組成xF=0.3，在圖中確定原料相點F。由物料衡算確定一級萃取物系的組成由此可確定一級萃取物系點M1的位置。借助輔助曲線，通過試差作圖可由M1確定一級萃取的萃取相點E1和萃余相點R1。由杠桿規(guī)那么可得由附圖可讀得一級萃取相和萃余相的組成為由R1的量及組成，以及所加萃取劑的量，通過物料衡算可求得二級萃取的物系點M2。與一級萃取計算方法相同可得kgkg與二級萃取計算相同，可得三級萃取計算結果kgkg〔2〕假設采用一級萃取到達同樣的萃取效果，那么萃取物系點為附圖中的N點。由杠桿規(guī)那么可得在多級錯流萃取裝置中，以水為溶劑從含乙醛質量分數(shù)為6%的乙醛—甲苯混合液中提取乙醛。原料液的處理量為1200kg/h，要求最終萃余相中乙醛的質量分數(shù)不大于0.5%。每級中水的用量均為250kg/h。操作條件下，水和甲苯可視為完全不互溶，以乙醛質量比表示的平衡關系為Y=2.2X。試求所需的理論級數(shù)。解：〔a〕直角坐標圖解法在X–Y直角坐標圖上繪出平衡曲線Y=2.2X，如附圖所示。原料中稀釋劑的量為操作線的斜率為過XF作斜率為–4.512的直線，與平衡線交于Y1，那么XFY1為一級萃取的操作線。過Y1作Y軸的平行線，與X軸交于X1。過X1作XFY1的平行線，與平衡曲線交于Y2，X1Y2即為二級萃取的操作線。同理可作以后各級萃取的操作線，其中Xi為第i級萃余相的組成，直至Xn小于或等于所規(guī)定的組成0.005為止。操作線的條數(shù)即為理論級數(shù)，即n=7〔b〕解析法由于B與S不互溶，故可采用式〔10–35〕計算理論級數(shù)。取n=7也可采用迭代計算求理論級數(shù)。平衡關系為操作關系為由此可得迭代關系為迭代計算結果為即所需理論級數(shù)為7級。在多級逆流萃取裝置中，以水為溶劑從含丙酮質量分數(shù)為40%的丙酮–醋酸乙酯混合液中提取丙酮。原料液的處理量為2000kg/h，操作溶劑比〔〕為0.9，要求最終萃余相中丙酮質量分數(shù)不大于6%，試求〔1〕所需的理論級數(shù)；〔2〕萃取液的組成和流量。操作條件下的平衡數(shù)據列于此題附表。習題5附表丙酮〔A〕–醋酸乙酯〔B〕–水〔S〕的平衡數(shù)據〔質量分數(shù)〕萃取相萃余相丙酮〔A〕醋酸乙酯〔B〕水〔S〕丙酮〔A〕醋酸乙酯〔B〕水〔S〕07.492.6096.33.53.28.388.54.891.04.26.08.086.09.485.65.09.58.382.213.580.56.012.89.278.016.677.26.214.89.875.420.073.07.017.510.272.322.470.07.621.211.867.027.862.010.226.415.058.632.651.013.2解：〔1〕由平衡數(shù)據在直角三角形坐標圖上繪出溶解度曲線及輔助曲線，如附圖所示。由原料組成xF=0.40，在圖中確定原料相點F。F=1000kg/h、S/F=0.9，再根據杠桿規(guī)那么可確定F、S的和點M。由最終萃取要求xn=0.06確定Rn。聯(lián)結Rn、M，其延長線與溶解度曲線交于E1，F(xiàn)E1、RnS兩線的交點Δ即為操作點。借助輔助曲線作圖可得E1的共軛相點R1〔第一級萃取萃余相點〕，聯(lián)結R1Δ與溶解度曲線交于E2。同理可找到R2、R3……，直至萃余相的組成小于0.06為止，操作線的條數(shù)即為理論級數(shù)。由作圖可得n=6〔2〕聯(lián)結S、E1，并延長交AB與E′，E′即為萃取液的相點，讀圖可得由杠桿規(guī)那么可得在多級逆流萃取裝置中，以純氯苯為溶劑從含吡啶質量分數(shù)為35%的吡啶水溶液中提取吡啶。操作溶劑比〔〕為0.8，要求最終萃余相中吡啶質量分數(shù)不大于5%。操作條件下，水和氯苯可視為完全不互溶。試在X–Y直角坐標圖上求解所需的理論級數(shù)，并求操作溶劑用量為最小用量的倍數(shù)。操作條件下的平衡數(shù)據列于此題附表。習題6附表吡啶〔A〕–水〔B〕–氯苯〔S〕的平衡數(shù)據〔質量分數(shù)〕萃取相萃余相吡啶〔A〕水〔B〕氯苯〔S〕吡啶〔A〕水〔B〕氯苯〔S〕00.0599.95099.920.0811.050.6788.285.0294.820.1618.951.1579.9011.0588.710.2424.101.6274.4818.980.720.3828.602.2569.1525.5073.920.5831.552.8765.5836.1062.051.8535.053.5961.044.9550.874.1840.606.4053.053.2037.908.9049.013.2037.8049.013.2037.80解：將以質量分數(shù)表示的平衡數(shù)據轉化為質量比表示，其結果列于附表2中。習題6附表2萃取相〔Y〕00.1250.2370.3240.4140.4810.5750.7661.30萃余相〔X〕00.05290.1250.2340.3450.5820.8841.403.71由表中數(shù)據在X–Y直角坐標系中繪出平衡曲線，如附圖中曲線Y1Y2BQ所示。由S/F=0.8及xF=0.35可得操作線的斜率由最終萃取要求可確定點Xn，過點Xn作斜率為0.8125的直線與直線交于J，那么XnJ即為操作線。在平衡曲線與操作線之間作階梯至X<0.053，所作的級梯數(shù)即為理論級數(shù)。由作圖可得理論級數(shù)為當萃取劑用量最小時，操作線的斜率最大，此時的操作線為XnB，其斜率為7.在25℃下，用純溶劑S在多級逆流萃取裝置中萃取A、B混合液中的溶質組分A。原料液處理量為800kg/h，其中組分A的含量為32%〔質量分數(shù)，下同〕，要求最終萃余相中A的含量不大于1.2%。采用的溶劑比〔S/F〕為0.81。試求經兩級萃取能否到達別離要求。操作范圍內級內的平衡關系為解：此題為校核型計算，但和設計性計算方法相同。假設求得的，說明兩級逆流萃取能滿足別離要求，否那么，需增加級數(shù)或調整工藝參數(shù)?！?〕對萃取裝置列物料衡算及平衡關系式〔a〕組分A〔b〕組分S〔c〕式中〔d〕〔e〕〔f〕聯(lián)立式〔a〕～式〔f〕，得〔1〕對第一理論級列物料衡算及平衡關系式〔g〕組分A〔h〕組分S〔i〕式中〔j〕〔k〕聯(lián)立式〔g〕～式〔k〕，得計算結果說明，兩級逆流萃取可以到達給定的別離要求。8.在填料層高度為3m的填料塔內，以純S為溶劑從組分A質量分數(shù)為1.8%的A、B兩組分混合液中提取A。原料液的處理量為2000kg/h，要求組分A的萃取率不低于90%，溶劑用量為最小用量的1.2倍，試求〔1〕溶劑的實際用量，kg/h；〔2〕填料層的等板高度HETS，m；〔3〕填料層的總傳質單元數(shù)。操作條件下，組分B、S可視為完全不互溶，其分配曲線數(shù)據列于此題附表。習題8附表XKgA/KgB0.0020.0060.010.0140.0180.020YKgA/KgS0.00180.00520.00850.0120.01540.0171解：〔1〕由分配曲線數(shù)據在X–Y直角坐標系中繪出分配曲線，如附圖曲線NBQ所示。萃取劑用量最小時的操作線為XnB，其斜率為〔2〕操作線的斜率為；過點Xn作斜率為0.792的直線交X=XF=0.018于J，XnJ即為操作線。在操作線與分配曲線之間作級梯，可得理論級數(shù)為〔3〕由附圖可看出，平衡線及操作線均為直線，因此，可采用積分計算填料層的傳質單元數(shù)。由附圖可求得平衡線方程為操作線方程為9.在多級逆流萃取裝置中，用三氯乙烷為溶劑從含丙酮質量分數(shù)為35%的丙酮水溶液中提取丙酮。原料液的處理量為4500kg/h，三氯乙烷的用量為1500kg/h，要求最終萃余相中丙酮質量分數(shù)不大于5%，試求〔1〕分別用三角形相圖和x–y直角坐標圖求解所需的理論級數(shù)；〔2〕假設從萃取相中脫除的三氯乙烷循環(huán)使用〔假設其中不含水和丙酮〕，每小時需補充解：〔1〕三角形坐標圖解由平衡數(shù)據在直角三角形坐標圖上繪出溶解度曲線及輔助曲線，如附圖1所示。由原料組成xF=0.35確定原料的相點F；由萃取要求xn=0.05確定Rn點；由F=4500kg/h、S=1500kg/h，再根據杠桿規(guī)那么確定F、S的和點M。聯(lián)結RnM并延長與溶解度曲線交于E1，那么E1F和SRn的交點Δ即為操作點。借輔助曲線作圖可找到E1的共軛相點R1，聯(lián)結ΔR1并延長與溶解度曲線交于E2，同理可找到E2的共軛相點R2……直至Rn的組成xn到達萃取要求，其中操作線的條數(shù)即為理論級數(shù)。由作圖可得n=15〔2〕直角坐標圖解在x–y直角坐標系中繪出分配曲線，如附圖2所示。讀出三角形坐標圖中的操作線所對應的萃余相和萃取相的組成x、y，將其標繪于x–y直角坐標系中，即得到一個操作點，將各操作點聯(lián)結起來即得到操作線TB。在操作線與分配曲線之間作級梯，級梯數(shù)即為理論級數(shù)，由作圖可知n=14結果與三角形坐標圖解稍有差異，是由作圖誤差所致?！?〕由杠桿規(guī)那么可知補充萃取劑的量為第十一章固體物料的枯燥習題解答濕空氣的總壓力為100kPa，溫度為50℃，相對濕度為40%，試求〔1〕濕空氣中的水汽分壓；〔2〕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℃時水的飽和蒸氣壓，故〔2〕濕度〔3〕密度m3濕空氣/kg絕干氣密度2．常壓連續(xù)枯燥器內用熱空氣枯燥某濕物料，出枯燥器的廢氣的溫度為40℃，相對濕度為43%，試求廢氣的露點。解：由附錄查得40℃時水的飽和蒸氣壓，故濕空氣中水汽分壓為查出時的飽和溫度為25.02℃，此溫度即為廢氣露點。3.在總壓101.3kPa下，濕空氣的某些參數(shù)。利用濕空氣的H–I圖查出附表中空格項的數(shù)值，并繪出分題4的求解過程示意圖。習題3 附表序號濕度kg/kg絕干氣干球溫度/℃濕球溫度℃相對濕度%焓kJ/kg絕干氣水汽分壓kPa露點℃1〔0.02〕86〔35〕51403232〔0.03〕793711〔160〕4.2303〔0.04〕8642〔10〕1936354〔0.05〕〔60〕42371927.538.5解：附表中括號內的數(shù)為，其余值由H-I圖查得。分題4的求解過程示意圖略。4.將、絕干氣的常壓新鮮空氣，與枯燥器排出的、絕干氣的常壓廢氣混合，兩者中絕干氣的質量比為1：3。試求〔1〕混合氣體的溫度、濕度、焓和相對濕度；〔2〕假設后面的枯燥器需要相對濕度10%的空氣做枯燥介質，應將此混合氣加熱至多少攝氏度？解：〔1〕對混合氣列濕度和焓的衡算，得 〔a〕 〔b〕當℃、絕干氣時，空氣的焓為當℃、絕干氣時，空氣的焓為將以上值代入式〔a〕及式〔b〕中，即分別解得：kg/kg絕干氣kJ/kg絕干氣由得℃混合氣體中的水汽分壓解出℃時水的飽和蒸汽壓為所以混合氣體的相對濕度為〔2〕將此混合氣加熱至多少度可使相對濕度降為10%故查水蒸氣表知此壓力下的飽和溫度為76.83℃。故應將此混合氣加熱至76.83℃。5．干球溫度為20℃、濕度為0.009kg水／kg絕干氣的濕空氣通過預熱器加熱到80℃后，再送至常壓枯燥器中，離開枯燥器時空氣的相對濕度為80%，假設空氣在枯燥器中經歷等焓枯燥過程，試求：〔1〕1m3原濕空氣在預熱過程中焓的變化；〔2〕1m3原濕空氣在枯燥器中獲得的水分量。解：〔1〕1m3原濕空氣在預熱器中焓的變化。當℃、kg/kg絕干氣時，由圖11-3查出kJ/kg絕干氣。當℃、kg/kg絕干氣時，由圖11-3查出kJ/kg絕干氣。故1kg絕干空氣在預熱器中焓的變化為：原濕空氣的比體積：故1m3原濕空氣焓的變化為；〔2〕1m3原濕空氣在枯燥器中獲得的水分。由℃、kg/kg絕干氣在H-I圖上確定空氣狀態(tài)點，由該點沿等I線向右下方移動與線相交，交點為離開枯燥器時空氣的狀態(tài)點，由該點讀出空氣離開枯燥器時的濕度kg/kg絕干氣。故1m3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用于枯燥某濕物料，將濕物料自濕基含水量0.2降至0.05，濕物料流量為1000kg/h，假設系統(tǒng)熱損失可忽略，枯燥操作為等焓枯燥過程。試求〔1〕新鮮空氣耗量；〔2〕進入枯燥器的濕空氣的溫度和焓；〔3〕預熱器的加熱量。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〕進入枯燥器的濕空氣的溫度和焓由于枯燥過程為等焓過程，故進出枯燥器的空氣的焓相等。將kg/kg絕干氣代入，解出：℃所以，進入枯燥器的濕空氣的溫度為57.54℃，焓為127.6kJ/kg絕干氣?！?〕預熱器的加熱量7．在常壓下用熱空氣枯燥某濕物料，濕物料的處理量為l000kg/h，溫度為20℃，含水量為4％(濕基，下同)，要求枯燥后產品的含水量不超過0.5％，物料離開枯燥器時溫度升至60℃，濕物料的平均比熱容為3.28kJ／(kg絕干料．℃)?？諝獾某跏紲囟葹?0℃，相對濕度為50％，將空氣預熱至100℃進枯燥器，出枯燥器的溫度為50℃，濕度為0.06kg/kg絕干氣，枯燥器的熱損失可按預熱器供熱量的10％計。試求〔1〕計算新鮮空氣的消耗量；〔2〕預熱器的加熱量Qp；〔3〕計算加熱物料消耗的熱量占消耗總熱量的百分數(shù)；〔4〕枯燥系統(tǒng)的熱效率。解：〔１〕新鮮空氣消耗量，即絕干物料所以20℃時空氣的飽和蒸汽壓為〔2〕預熱器的加熱量Ｑp，用式11-31計算Ｑp，即〔3〕加熱物料消耗的熱量占消耗總熱量的百分數(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數(shù)：〔4〕枯燥器的熱效率，假設忽略濕物料中水分帶入系統(tǒng)中的焓，那么用式11-37計算枯燥系統(tǒng)的熱效率。8.用通風機將干球溫度、焓絕干氣的新鮮空氣送入預熱器，預熱到后進入連續(xù)逆流操作的理想枯燥器內，空氣離開枯燥器時相對濕度。濕物料由含水量被枯燥至含水量，每小時有9200kg濕物料參加枯燥器內。試求〔1〕完成枯燥任務所需的新鮮空氣量；〔2〕預熱器的加熱量；〔3〕枯燥器的熱效率解：〔1〕新鮮空氣耗量絕干物料流量根據℃、kJ/kg絕干氣，求出kg/kg絕干氣根據℃、，求出kJ/kg絕干氣理想枯燥器，所以絕干氣〔a〕〔b〕設溫度，查水蒸氣表得相應的飽和蒸汽壓ps，由〔a〕式求濕度，再代入〔b〕式反求溫度，假設與初設值一致，計算結束。假設與初設值不一致，那么需重復以上步驟。解得：，對應的飽和溫度為：℃，絕干氣絕干空氣消耗量新鮮空氣消耗量〔2〕預熱器的加熱量〔3〕枯燥器的熱效率此題亦可利用圖求。9.在一常壓逆流的轉筒枯燥器中，枯燥某種晶狀的物料。溫度、相對濕度=55%的新鮮空氣經過預熱器加熱升溫至后送入枯燥器中，離開枯燥器時的溫