化工原理(天津大学第二版)下册答案.pdf

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1、化工原理(天津大学第二版)下册部分答案第 8 章2.在温度为 25C及总压为 101.3 kPa 的条件下，使含二氧化碳为3.0% (体积分数)的混合空气与含二氧化碳为 350 g/m3的水溶液接触。试判断二氧化碳的传递方向，并计算以二氧化碳的分压表示的总传质推动力。已知操作条件下，亨利系数E 1.66 10kPa，水溶液的密度为 997.8 kg/m3。解：水溶液中 CO2的浓度为c350/100044kmol/m 0.008kmol/m33对于稀水溶液，总浓度为3997.83kmol/m55.43kmol/m18水溶液中 CO2的摩尔分数为 0.008Ct55.431.443 10由p*

2、Ex 1.66 105 1.443 104 kPa 23.954kPa气相中 CO2的分压为p pty 101.3 0.03kPa 3.039kPa minU3232.1.02操作空塔气速为2400 3600-1.04泛点率为100%n22m. s 0.849 m s 100%56.90%1.492UF经校核，选用D=1.0 m 合理。0849第九章蒸馏1.在密闭容器中将 A、B 两组分的理想溶液升温至kPa 及pB= 41.85 kPa,取样测得液面上方气相中组分上方总压。82 C,在该温度下，两组分的饱和蒸气压分别为pA=107.6A 的摩尔分数为 0.95。试求平衡的液相组成及容器中液面

3、解：本题可用露点及泡点方程求解。yAPAXAPA P总*PB*107.6 p总一41.85p总107.641.850.95P总p总PAPB解得p总= 99.76kPaxxp总PA*PBPB*99.7641.85107.6 41.850.8808本题也可通过相对挥发度求解pA107.6 pB41.852.571由气液平衡方程得xy 1 yX0.958808歸 .095 2.571 1xA107.60.8808 41.85 1 0.8808 kPa 99.76kPa卩总=PAApB2 .试分别计算含苯 0.4 组（摩尔分数）的苯一甲苯混合液在总压100 kPa 和 10 kPa 的相对挥发度和平衡

4、的气相成。苯（A ）lg PAlg PB和甲苯(B)6.0326.078的饱和蒸气压和温度的关系为1206.35t 220.241343.94t 219.58kPa, t 的单位为C。苯一甲苯混合液可视为理想溶液。 （作为试差起点，100 kPa 和 10 kPa式中 p *的单位为对应的泡点分别取 94.6C和 31.5C）解：本题需试差计算（1）总压 p总=100 kPa初设泡点为94.6C，贝 U 1206.35lg PA6.0322.19194.6220.24*1343.94lg PB6.0781.8094.6219.58100 63.15XA-0.3996 0.4155.37 63.

5、15卩总=0.4 155.37 0.6 63.15 kPa 100.04kPa得PA 155.37 kPaPB 63.15kPa同理尘15537pB63.15yX2.462.46 0.41(1)x11.46 0.40.6212(2)总压为 p总=10 kPa通过试差，泡点为 31.5C,PA =17.02kPa,PB = 5.313kPa血 3.2035.3133.203 0.41 2.203 0.40.681随压力降低，a增大，气相组成提高。3 在100 kPa 压力下将组成为 0.55 （易挥发组分的摩尔分数）的两组分理想溶液进行平衡蒸馏和简单蒸馏。原料液处理量为 100 kmol，汽化率

6、为 0.44。操作范围内的平衡关系可表示为易挥发组分的回收率和残液的组成。解：（1）平衡蒸馏（闪蒸）依题给条件q 1 0.44XFq 1由平衡方程0.560.560.56 1x0.56 11.25 1.273xy 0.46x 0.549。试求两种情况下y 0.46x 0.549联立两方程，得 y = 0.735， x = 0.4045nD0.44 nF0.44 100 kmol = 44kmol匹 L 100%XF(2)简单蒸馏44 0.735 100% 58.8%100 0.55nD44kmolnFln -nwnW56kmol100ln56o.55dxxwy x即解得0.5798丄 In0.

7、549 0.54xw0.540.549 0.54 0.55xw= 0.3785yXF44 0.7683100 0.550.55兰 0.55440.37850.7683100%61.46%简单蒸馏收率高（61.46%），釜残液组成低（0.3785）4在一连续精馏塔中分离苯含量为0.5 （苯的摩尔分数，下同）苯一甲苯混合液，其流量为100 kmol/h。已知馏出液组成为 0.95,釜液组成为 0.05，试求（1）馏出液的流量和苯的收率；（2）保持馏出液组成 0.95 不变, 馏出液最大可能的流量。解：（1）馏出液的流量和苯的收率XF Xw0.5 0.05qFXTU100 005kmolh 50km

8、olh（2）馏出液的最大可能流量当n=100%时，获得最大可能流量，即qq.qn,DXDqn,FXF100%500 95100 0.5100%95%n,Dmaxn,FXF100XD5 kmol/h 52.63kmol/h0.955 在连续精馏塔中分离A、B 两组分溶液。原料液的处理量为 100 kmol/h，其组成为 0.45 （易挥发组分 A 的摩尔分数，下同），饱和液体进料，要求馏出液中易挥发组分的回收率为 96%，釜液的组成为 0.033。试求（1） 馏出液的流量和组成；（2）若操作回流比为 2.65,写出精馏段的操作线方程；（ 3）提馏段的液相负荷。解：(1)馏出液的流量和组成由全塔物

9、料衡算，可得qn,DxD0.96qn,FxF0.96 100 0.45kmol/h 43.2 kmol/hqn,wXw1 0.96q100 0.45kmol/h 1.8 kmol/hn,Wkmol/h=54.55 kmol/h0.033qn,Dqn,F qn,WXD100 54.55kmol/h=45.45 kmol/h0.950543.245.45(2)精馏段操作线方程RXDXR 1 R 1(3)提馏段的液相负荷qn,Lqn,L0.95050.726x0.2604x3.653.652.65只口。Qn, F2.65 45.45 100 kmol/h 220.4 kmol/h6 .在常压连续精馏

10、塔中分离 A、B 两组分理想溶液。进料量为 60 kmol/h，其组成为 0.46 (易挥发组分的摩 尔分数，下同)，原料液的泡点为92C。要求馏出液的组成为 0.96,釜液组成为 0.04,操作回流比为 2.8。试求如下三种进料热状态的 q 值和提馏段的气相负荷。(1) 40C冷液进料；(2) 饱和液体进料；(3) 饱和蒸气进料。已知：原料液的汽化热为371 kJ/kg，比热容为 1.82 kJ/(kg ?C)。解：由题给数据，可得0.46 0.04. “eelqnDqnF-60 - kmol/h 27.39 kmol/h,XD Xw0.96 0.04qn,W60 27.39 kmol/h

11、32.61 kmol/h(1) 40C冷液进料CptbtFXFXWq 值可由定义式计算，即1 8292 40.3712.8 11.255V R 1 qn,D(2)饱和液体进料n, D27.391 1.25560 kmol/h 119.4kmol/ h此时3.827.39kmol/hq = 0104.160 kmol/h 44.1kmol/h104.1kmol/h(3)饱和蒸气进料V V qn,F三种进料热状态下,由于 q 的不同，提馏段的气相负荷(即再沸器的热负荷) 有明显差异。饱和蒸气进料 V最小。7 在连续操作的精馏塔中分离两组分理想溶液。原料液流量为50 kmol/h，要求馏出液中易挥发

12、组分的收率为 94%。已知精馏段操作线方程为 y = 0.75X+0.238; q 线方程为 y = 2-3x。试求(1)操作回流比及馏出液组成;（2）进料热状况参数及原料的总组成；（ 解：（1）操作回流比及馏出液组成旦 0.75及皂 0.238R 1R 1解得 R = 3，XD = 0.9522 ）进料热状况参数及原料液组成3）两操作线交点的坐标值 Xq及 yq；（ 4）提馏段操作线方程。由题给条件，得3及亘21 q解得 q = 0.75 （气液混合进料），XF = 0.5（3） 两操作线交点的坐标值 Xq及 yqy 0.75X 0.238y 2 3X解得Xq= 0.4699 及 yq= 0

13、.5903（4） 提馏段操作线方程q由于联立操作线及 q 线两方程，即其一般表达式为yn,Ln,VqqXn,WqXWn,V式中有关参数计算如下:qn,D0.9450 .5kmol/h0.952XDkmol/hXW1Aqn,FXFq24.68kmol/hqn,W qn,F qn,D50 24.68kmol/h = 25.3210.9450 0.5 n,W25.320.0592qn,LqR%,Dqqn,Fqn,W3 24.68 0.7550kmol/h =111.54 kmol/hn,Vqn,L111.54111.54 25.32kmol/h = 86.22 kmol/h25.32X 0.0592

14、 1.294X 0.0173986.22 86.22&在连续精馏塔中分离苯一甲苯混合液，其组成为0.48 （苯的摩尔分数，下同），泡点进料。要求馏出液2.46,试用图解法确定所需理论板层数组成为 0.95，釜残液组成为 0.05。操作回流比为 2.5，平均相对挥发度为及适宜加料板位置。解：由气液平衡方程计算气液相平衡组成如本题附表所示。习题 8 附表X00.050.10.20.30.40.50.60.70.80.91.02.46X0.1100.2140.3810.51350.6210.710.7870.8520.9080.95711.0y11.46X在 X-y 图上作出平衡线，如本题附图所示。

15、由已知的XD,XF,XW在附图上定出点 a、e、c。精馏段操作线的截距为_X0.950.271，在 y 轴上定R 12.5 1出点 b,连接点 a 及点 b，即为精馏段操作线。过点 e 作 q 线（垂直线）交精馏段操作线于点d。连接 cd即得提馏段操作线。从点 a 开始，在平衡线与操作线之间绘阶梯，达到指定分离程度需 11 层理论板，第 5 层理论板进料。X9在板式精馏塔中分离相对挥发度为2 的两组分溶液，泡点进料。馏出液组成为 0.95 （易挥发组分的摩尔分数，下同），93 kmol/h，从塔顶回流的液体量为58.5习题 8 附图釜残液组成为 0.05，原料液组成为 0.6。已测得从塔釜上升

16、的蒸气量为kmol/h，泡点回流。试求（1）原料液的处理量；（2）操作回流比为最小回流比的倍数。 解：（1）原料液的处理量 由全塔的物料衡算求解。对于泡点进料，q = 1qn,Vqn,VR 1 qn,D93kmol/hqn,Dqn,V qn,L93 58.5kmol/h=34.5 kmol/hqn,W则解得qn,Fqn,Dqn,F34.50.050.6qn,F0.95 34.5qn,F56.45 kmol/h（2） R 为 Rmin的倍数93 R 1R = 1.7034.5对于泡点进料,RminRmin的计算式为1XD1 XF(1XD)1XF952 (1 )1.3330.6 1 0.6于是1.

17、71.3331.27510 在常压连续精馏塔内分离苯一氯苯混合物。已知进料量为分数，下同），泡点进料。塔顶馏出液的组成为凝器，泡点回流。苯、氯苯的汽化热分别为85 kmol/h，组成为 0.45 （易挥发组分的摩尔0.99，塔底釜残液组成为 0.02。操作回流比为 3.5。塔顶采用全30.65 kJ/mol 和 36.52 kJ/mol。水的比热容为 4.187 kJ/ （kg ?C）。若冷500 kPa （饱和温度为 151.7C,汽化热为 2 113 kJ/kg ）。却水通过全凝器温度升高15C，加热蒸汽绝对压力为试求冷却水和加热蒸汽的流量。忽略组分汽化热随温度的变化。解：由题给条件，可求

18、得塔内的气相负荷，即qn,DqXFn,F XWXDXW45285 kmol/h 37.94kmol/h0.99 0.02对于泡点进料，精馏段和提馏段气相负荷相同，则qn,Vqn,V(1)冷却水流量qn,DR 14.5 37.94kmol/h170.7 kmol/h由于塔顶苯的含量很高，可按纯苯计算，即Qcqn,VA170.7 30.65 103kJ/h 5.232kJ/hQcG,c(t2tj5.232 10kg/h8.33 104kg/h4.187 15釜液中氯苯的含量很高，可按纯氯苯计算，即6（2）加热蒸汽流量QBqn,VB170.7 36.52 103kJ/h 6.234kJ/hqQBm,

19、h -B6.234 106kg/h =2.95kg/h21132.0。原料液流量为 100 kmol/h ,1）操作11 .在常压连续提馏塔中，分离两组分理想溶液，该物系平均相对挥发度为进料热状态参数 q=1,馏出液流量为 60 kmol/h，釜残液组成为 0.01 （易挥发组分的摩尔分数），试求（线方程；（2）由塔内最下一层理论板下降的液相组成此为提馏段操作线方程，即qn,Wn,VXm。解：本题为提馏塔，即原料由塔顶加入，因此该塔仅有提馏段。再沸器相当一层理论板。（1）操作线方程qqn,Ly x XWn,Vq式中qn,Lqn,Vqqn,Fqn,D100kmol/h60 kmol/hn,Wqq

20、n,FqnD100 60kmol/h = 40 kmol/h0.0067由于再沸器相当于一层理论板，故0.0198y x40 0.011.667x60 60（2）最下层塔板下降的液相组成yXW1(1)XW20.0110.01Wxm与 yW符合操作关系，则Xmyw0.0067-0.0198 0.00671.6671.6670.0159提馏塔的塔顶一般没有液相回流。12 .在常压连续精馏塔中，分离甲醇一水混合液。原料液流量为100 kmol/h，其组成为 0.3 （甲醇的摩尔分3 倍。试比数，下同），冷液进料（q =1.2），馏出液组成为 0.92，甲醇回收率为 90%，回流比为最小回流比的较直接

21、水蒸气加热和间接加热两种情况下的釜液组成和所需理论板层数。甲醇一水溶液的表习题 12 附表温度 tt- x-y 数据见本题附液相中甲醇的摩尔分数气相中甲醇的摩尔分数温度 t液相中甲醇的摩尔分数气相中甲醇的摩尔分数CC1000.00.075.30.400.72996.40.020.13473.10.500.77993.50.040.23471.20.600.82591.20.060.30469.30.700.87089.30.080.36567.60.800.91587.70.100.41866.00.900.95884.40.150.51765.00.950.97981.70.200.5796

22、4.51.01.078.00.300.665解(1)釜液组成由全塔物料衡算求: 间接加热解。09qn,FXF0.9 100 0.329.35kmOl/h XW驚谿 .425qn,DXD0.92kmol/h直接水蒸气加热qn,Wqn,LRqn,Dqqn,F关键是计算 R。由于 q =1.2，则 q 线方程为y xXF6X 1.5q 1 q 1-在本题附图上过点 e 作 q 线，由图读得：Xq= 0.37, yq= 0.71RXDyq0.920.71min0.6176y qXq0.710.37R 3R,in 3 0.6176 1.85于是qn,W1.85 29.35 1.2 100 kmol/h

23、174.3 kmol/hX(10.9) 100 0.3W183.80.0172显然，在塔顶甲醇收率相同条件下，直接水蒸气加热时，由于冷凝水的稀释作用，XW明显降低。(2)所需理论板层数在 x-y 图上图解理论板层数XX附图 1附图 2习题 12 附图间接加热精馏段操作线的截距为XD0.922.85R 10.323由XD = 0.92 及截距 0.323 作出精馏段操作线 ab，交 q 线与点 d。由 xw=0.0425 定出点 c,连接 cd 即为提馏段操作线。由点 a 开始在平衡线与操作线之间作阶梯，直接蒸汽加热NT = 5 （不含再沸器），第 4 层理论板进料。XW=0.0172 是在X轴

24、上而不是对角线上，如本题图解理论板的方法步骤同上，但需注意7 层，第 4 层理论板进料。附图所示。此情况下共需理论板计算结果表明，在保持馏出液中易挥发组分收率相同条件下，直接蒸汽加热时再沸器不能起一层理论板的作用。直接蒸汽加热所需理论板层数增加。且需注意,13在具有侧线采出的连续精馏塔中分离两组分理想溶液，如本题附图所示。原料液流量为成为 0.5 （摩尔分数，下同），饱和液体进料。塔顶馏kmol/h ,组成XDI为 0.98,釜残液组成为 0.05。从精馏的饱和液体。物系的平均相对挥发度为 2.5。塔顶为全 流比为 3.0，试求（1）易挥发组分的总收率；（2）中解：（1）易挥发组分在两股馏出液

25、中的总收率可得100 kmol/h，组出液流量 qn,D为 20段抽出组成 XD2为 0.9凝器，泡点回流，回间段的操作线方程。由全塔的物料衡算，qn,DXD1qqn,FX100%qn,D2的计算如下qn,Fqn,D1qn,D2qn,W习题 13 附图qn,FXF200.980.9qn,D20.0510020 qn,D2整理上式，得到0.85qn,D2则于是26.4qD231 .06kmol/hn ,D220 0.98 31.06 0.9100 0.5（2）中间段的操作线方程qn,Vsys 1qn,LsXsqn,DXD1100%95.1%由 s 板与塔顶之间列易挥发组分的物料衡算，得qn,D2

26、XD2(1 )式中qn,Vs(R 1)qn,D1q(4 20) kmol/h 80 kmol/hn,LsRqn,D1qn ,D23 20 31.06 kmol/h 28.94kmol/ h将有关数值代入式（1）并整理，得到ys1 0.362兀0.594414 在常压连续精馏塔中分离两组分理想溶液。该物系的平均相对挥发度为2.5。原料液组成为 0.35 （易挥发组分的摩尔分数，下同），饱和蒸气加料。已知精馏段操作线方程为y = 0.75X+0.20,试求（1）操作回流比与解：（1）R 与 Rmin的比值由题给条件，可知0.75先由精馏段操作线方程求得R 和 XD，再计算 Rmin。解得 R 3X

27、D 0.20(R 1)0.2 4 0.8对饱和蒸气进料，q = 0，yq= 0.35Xqyqyq(1 yq)XDyqyqXq0.350.352.5(10.35)0.1772Rmin0.80.350.350.17722.604则RRmin32.604（2）气相默弗里效率1厶1 . 1气相默弗里效率的定义式为(1)EM,V式中 y2y1%y2%y2xD0.80.75为0.200.75 0.7 0.20 0.725X12.5 0.71 1.5 0.7*0.8537将有关数据代入式（1）,得EM,V蟲罟 h0.583 58.3%100 kmol/h，组成为 0.5 （易挥发组分的摩尔分数，0.05。物

28、系的平均相对挥发度为2.0。塔顶全凝器，15 在连续精馏塔中分离两组分理想溶液，原料液流量为下同），饱和蒸气进料。馏出液组成为0.95，釜残液组成为泡点回流，塔釜间接蒸汽加热。塔釜的汽化量为最小汽化量的 数第二层理论板下降的液相组成。1.6 倍，试求（1）塔釜汽化量；（2）从塔顶往下解：先求出最小回流比，再由最小回流比与最小汽化量的关系求得qn,Vmin。液相组成 X2可用逐板计算得到。（1 ）塔釜汽化量对于饱和蒸汽进料 q = 0, yF= 0.5 , Rmin可用下式计算，即1RminXD 1XD1 yF111yF(Rmin2 12 0.950.51.1 0.50 9512.7qn,Vmi

29、n1)qn,D而而qn,Dqn,FqXFXW100XDXW0.5 0.05kmol/h50kmol/h0.95 0.05则n,Vmin(2.71) 50kmol/hqn,Vmin(1 qgn,F185 kmol/h(185 100)kmol/h85 kmol/hq n,V minqn,v min也可由提馏段操作线的最大斜率求得，即qqn,L minn,V min目qX05qXXWWXq0.5 2 0.5qn,V min0.33330.051.5880.33330.05qn,V minqn,W0.5将 qn,w= 50 kmol/h 代入上式，解得qn,Vmin85kmol/h(2)第 2 层理

30、论板下降液相组成qn,V(R解得R 3.72Ry xR 1塔顶全凝器X1XDR 1y!3.724.72x0.954.720.788X 0.20131)qn,D(1 q)qn,FX2(R逐板计算求 X2需导出精馏段操作线方程。1) 50 100 136xD0.950.950.90480.95 2 0.05y20.788 0.90480.2013 0.91430.9143 0.8421X20.9143 2(10.9143)16某制药厂拟设计一板式精馏塔回收丙酮含量为量为 30 kmol/h，馏出液的组成为 0.96, 根 丙酮回收率为据如下条件计算塔的有效高度和塔径。进料热状况操作回流比理论板层数

31、板间距17.00.40 m饱和液体总板效率0.75 (摩尔分数，下同)水溶液中的丙酮。原料液的处理98.5%。塔顶全凝器，泡点回流，塔釜间接蒸汽加热。试61%110 kPa全塔平均压力全塔平均温度空塔气速0.82 m/s解：由题给条件，可得qn,D0.985qn,FXF0.98530075 kmol/h 23.09kmol/h0.96XDqn,Vqn,V(R 1)qn,D3 23.09kmol/h17069.3kmol/NpNTET27.88取 280.6110.8m(1)塔的有效高度E (NP1)HT (28 1) 0.4m(2)塔径 精馏段和提馏段气相负荷相同，则4qv,v式中qv,v22

32、.4qn,vTpo3600 Top4 022.4 69.3 （273 81） 101.333600 273 110ms0.5151 m s3于是叫.0.82n0.894m900 mm。C 为根据系列标准，选取塔径为17 在连续精馏中分离A、B、C、D、E （按挥发度降低顺序排列）五组分混合液。在所选择流程下，轻关键组分，在釜液中组成为 0.006 （摩尔分数，下同）；D 为重关键组分，在馏出液中的组成为 0.005。原料液 处理量为100 kmol/h，其组成如本题附表 1 所示。17 题附表 1组分ABCDEXF0.2130.2440.1830.1420.218试按清晰分割法估算馏出液、釜残

33、液的流量和组成。解：由题意，A、B 组分在釜残液中不出现，物料衡算，得qE 组分在馏出液中不出现，且Xw,c=0.006，XD,D=0.005。作全塔n,Fqn,Dqn,Wqn,F（Xqn,DF,AXF,BXF,C）qn,WXW, Cqn,DXD, D将有关数据代入上式，解得qn,D64.1 kmol/h计算结果列于本题附表2。17 题附表 2组 分A21.3B24.4C18.3D14.2Eqn,Fi/（ kmol/h）qn,Di/（ kmol/h）21.821.324.418.080.320010064.1qn,Wi/（ kmol/h）XDiXWi000.2213.8821.835.90.3

34、3230.38070.28210.00501.00.3866000.0060.60721.0第十 章 固体物料的干燥习题解答1.已知湿空气的总压力为 100 kPa，温度为 50C,相对湿度为 40%，试求(1)湿空气中的水汽分压；(2) (3)湿空气的密度。湿度；(1)湿空气的水汽分压解:Ps由附录查得 50C时水的饱和蒸气压pPs12.34kPa，故0.9737m3湿空气/kg 绝干气密度H1 0.0323 kg m3湿空气 1.06kg m3湿空气1p0.4 12.34kPa 4.936kPa(2)湿度0.622pO.6 kg kg 绝干气 0.03230kg； kg 绝干气100 4.

35、936622 493(3)密度0772 1244H话273 t 1.013 1050.772 1.244 0.03230.9737273 5027351.0133 10m 湿空气 kg 绝干气100 103-33、“2.常压连续干燥器内用热空气干燥某湿物料，出干燥器的废气的温度为气的露点。40C,相对湿度为 43%，试求废解：由附录查得 40C时水的饱和蒸气压ps 7.3766kPa，故湿空气中水汽分压为1 H p PsH0.43 7.3766kPa3.172kPa查出Ps3.172kPa时的饱和温度为 25.02C,此温度即为废气露点。H -图查出附表中空格项的数值，并绘出分3.在总压 10

36、1.3 kPa 下，已知湿空气的某些参数。利用湿空气的题 4 的求解过程示意图。习题 3 附表序湿度干球温度/C867986湿球温度相对湿度%511(10)37焓kJ/kg 绝干气140(160)193192水汽分压kPa34.267.5露点号 kg/kg 绝干气1234(0.02)(0.03)(0.04)(0.05)C(35)374242C23303538.5(60)H20.034kg 水/ kg绝干气的常压废气混合，两者中绝干气的质量比为1： 3。试求（1）混合气体的温度、焓和相对湿度；（2）若后面的干燥器需要相对湿度10%的空气做干燥介质，应将此混合气加热至多少摄氏度?解：（1）对混合气

37、列湿度和焓的衡算，得(a)1Ho3H24Hm113I 4I(b)02m当 t25C、H00.005kg 水/kg绝干气时，空气的焓为I。1.01 1.88H0t02490H0湿度、1.01 1.88 0.00525 2490 0.005 kJ kg 绝干气37.94kJ kg 绝干气当t240H20.034kg 水/ kg绝干气时，空气的焓为C、kJ kg 绝干气1.01 1.88 0.03440 2490 0.03412127.62 kJ kg 绝干气将以上值代入式 （a）及式（b ）中，即0.0053 0.034 4Hm37.943 127.62 4Im分别解得:HmIm0.02675kg

38、/kg 绝干气105.2 kJ/kg 绝干气Im1.01 1.88Hm tm 2490Hm105.21.01 1.88 0.02675 tm 2490tm36.4C混合气体中的水汽分压0.02675Hm解出p 4178Pa622P0.02675p总ptm 36.4 C时水的饱和蒸汽压为ps6075Pa所以混合气体的相对湿度为100% 68.8% 6075417841780.1PsPs41780Pa查水蒸气表知此压力下的饱和温度为76.83C。故应将此混合气加热至76.83C。5.干球温度为 20C、湿度为 0.009 kg 水/ kg 绝干气的湿空气通过预热器加热到 80C后，再送至常压干燥

39、器中，离开干燥器时空气的相对湿度为80%，若空气在干燥器中经历等焓干燥过程，试求：（1） 1 m3原湿空气在预热过程中焓的变化；（2） 1 m3原湿空气在干燥器中获得的水分量。解：（1） 1 m3原湿空气在预热器中焓的变化。当 to20C、H00.009 kg/kg 绝干气时，由图 11-3 查出I。43kJ/kg 绝干气。当t1 80C、H1 H0 0.009kg/kg 绝干气时，由图 11-3 查出I,104kJ/kg 绝干气。故 1 kg 绝干空气在预热器中焓的变化为:I丨1丨0原湿空气的比体积：H10443 kJ kg 绝干气 61kJ kg 绝干气 0.772 1.244H273 t

40、02731.013 105P0.772 1.244 0.0090.84m3湿空气.kg 绝干气故 1 m3原湿空气焓的变化为;27 20 m3湿空气.kg 绝干气kJ m3湿空气72.6kJ m3湿空气H 0.84（2） 1 m3原湿空气在干燥器中获得的水分。由t180C、H1H00.009kg/kg 绝干气在 H-I 图上确定空气状态点，由该点沿等 I 线向右下方移动与80%线相交，交点为离开干燥器时空气的状态点，由该点读出空气离开干燥器时的湿度干气。故 1 m3原空气获得的水分量为:H20.027kg/kg 绝H2 H10.027 0.009kJ m3原湿空气0.840.0214kJ m3

41、原湿空气0.2 降至 0.05，湿物料流量6.用 4 题（1 ）的混合湿空气加热升温后用于干燥某湿物料，将湿物料自湿基含水量为 1 000 kg/h，假设系统热损失可忽略，干燥操作为等焓干燥过程。试求（的湿空气的温度和焓；（3）预热器的加热量。解：（1）新鲜空气耗量1）新鲜空气耗量；（2）进入干燥器X,-W11 W 100-W21 w220kg kg 绝干料200.25kg kg 绝干料X2kg kg 绝干料100 550.05263kg kg 绝干料G Gi1 wi蒸发水量10001 0.2 kg 绝干料 h 800kg hW G X1 X2绝干空气用量800 0.25 0.05263 kg

42、 水 h 157.9kg 水 hL(H2 H0)WWH2H0新鲜空气用量I579kg 绝干气 h 5444.8 kg 绝干气 h0.034 0.005L 1 H05444.8 1.005kg 新鲜气.h 5472kg 新鲜气.h(2) 进入干燥器的湿空气的温度和焓由于干燥过程为等焓过程，故进出干燥器的空气的焓相等。1.01 1.88Hm t12490Hm 127.6将 Hm0.02675 kg/kg 绝干气代入，解出:所以，进入干燥器的湿空气的温度为(3)预热器的加热量QpLm(I1Im)57.54C,焓为 127.6 kJ/kg 绝干气。Lm4L 4 5444.8kg 绝干气.h 21779

43、kg 绝干气.hQP LmI1Im21779 127.62 105.2 kJ h 488289kJ h 135.64kW7.在常压下用热空气干燥某湿物料，湿物料的处理量为 I 000kg/h，温度为 20C,含水量为 4% (湿基，下同),要求干燥后产品的含水量不超过 0.5 %，物料离开干燥器时温度升至 60C,湿物料的平均比热容为 3.28 kJ / (kg 绝 干料.C)。空气的初始温度为 20C,相对湿度为 50%，将空气预热至 100C进干燥器，出干燥器的温度为 50C,湿度为 0.06kg/kg 绝干气，干燥器的热损失可按预热器供热量的10 %计。试求(1)计算新鲜空气的消耗量；(

44、2)预热器的加热量 Qp；( 3)计算加热物料消耗的热量占消耗总热量的百分数；(4)干燥系统的热效率。解:(1)新鲜空气消耗量，即LWH2H1绝干物料GG1 1 w11000 10.04 kg 绝干料 h 960 kg 绝干料 h0.04167 kg kg 绝干料X!4一 kg kg 绝干料96X2所以kg. kg 绝干料0.00503kg kg 绝干料99.5960(0.041670.00503)kg/h35.17kg/hWG(X,X2)20C时空气的饱和蒸汽压为ps2.3346kPa622 O5 23346 kg kg 绝干气101.33 0.5 2.3346Ho0.622oPs101.3

45、3WH2 H1oPs0.00723kg kg 绝干气35.17kg 绝干气.h0.06 0.00723666.5 kg 绝干气.hL0L 1 H0666.5 1 0.00723 kg 新鲜空气.h 671.3kg 新鲜空气.h(2)预热器的加热量QP,用式 11-31 计算 QP,即QPL(1.01 1.88叫)山 t。)666.5 1.01 1.88 0.00723 100 20 kJ/h54578kJ/h 15.16kW(3)加热物料消耗的热量占消耗总热量的百分数加热物料耗热Q G(I2I1) GCm 21960 3.28 60 20 kJ h 125952kJ h 34.99kW总耗热量

46、Q 1.01L(t2 to) W(2490 1.88t2) G% (21.01 666.5 50 20242484kJ h 67.36kW加热物料消耗的热量占消耗总热量的百分数：(4)率。1259521) QL1.25952 0.1 54578 kJ h35.17 2490 1.88 50 100% 51 9%242484干燥器的热效率，若忽略湿物料中水分带入系统中的焓，则用式 11-37 计算干燥系统的热效W(2490Q1.88t2)2100%35.17(24901.88 50)242484100%37.5%8.用通风机将干球温度 t。26oC、焓丨066kJ/kg绝干气的新鲜空气送入预热器

47、，预热到h 120C后进入 连续逆流操作的理想干燥器内，空气离开干燥器时相对湿度250%。湿物料由含水量w,0.015被干燥至含水量W20.002，每小时有 9 200 kg 湿物料加入干燥器内。试求(1)完成干燥任务所需的新鲜空气量；(热器的加热量；(3)干燥器的热效率解：(1)新鲜空气耗量2)预X1W11 w1 kg kg 绝干料100 1.5150.01523 kg kg 绝干料X2w21 w20.2100 0.2kg. kg 绝干料0.002 kg kg 绝干料绝干物料流量G G!1 W!W G X1 X292001 0.015 kg 绝干料.h 9062kg 绝干料.h9062 0.

48、01523 0.002 kg 水 h 119.9kg 水 h根据t026 C、I066kJ/kg 绝干气，求出 Ho0.0157 kg/kg 绝干气根据t1120 C、H1 H0理想干燥器，所以0.0157，求出I,163.8kJ/kg 绝干气I2 I,163.8kJ/kg绝干气0.311ps口H20.6222Psp总2(a)(b)Ps101330 0.5ps2490H2163.8kJ kg 绝干气I21.01 1.88H2 t2设温度t2，查水蒸气表得相应的饱和蒸汽压ps,由（a）式求湿度H2，再代入（b）式反求温度t2，若与初设值一致，计算结束。若与初设值不一致，则需重复以上步骤。解得：

49、Ps13180Pa，对应的饱和温度为：t251.34 Cp26590Pa，H20.04326kg/kg绝干气绝干空气消耗量kg h0.043260.0157119.94351kg. h新鲜空气消耗量L。L 1 H0(2)预热器的加热量4351 1 0.0157 kg 新鲜空气.h 4419kg 新鲜空气.hQP L I1 I04351 163.8 66 kJ h 425500kJ h 118.2kW（3）干燥器的热效率W 2490 1.88t2Q119.9 2490 1.88 51.34425500本题亦可利用H I图求t2。9.在一常压逆流的转筒干燥器中，干燥某种晶状的物料。温度过预热器加热

50、升温至t195oC后送入干燥器中，离开干燥器时的温度72 9%. %t。25oC、相对湿度0=55%的新鲜空气经t245oC。预热器中采用 180 kPa 的饱cs 1 cWX1 11.5 24 4.187 0.0384 24 kJ kg 绝干料2= 6039.86kJ kg 绝干料量w1=0.037 ;干燥完毕后温度升到C、湿基含水量降为W2=0.002。干燥产品流量G2=1 000 kg/h，绝干D=1.3 m、长度 Z=7 m。干物料比热容cs1.5kJ/ （ kg绝干料C），不向干燥器补充热量。转筒干燥器的直径燥器外壁向空气的对流 一辐射联合传热系数为蒸汽消耗量；（3）预热器的传热面积