化工原理課后題答案

1、化工原理第二版 第 1 章 蒸餾 1.已知含苯（摩爾分率）的苯-甲苯混合液，若外壓為 99kPa，試求該溶液的飽和溫度。苯和甲苯的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)見例 1-1 附表。 t（） 85 90 95 100 105 x 解：利用拉烏爾定律計算氣液平衡數(shù)據(jù) *由，P1-1 附表可的得到不同溫度下純組分苯和甲苯的飽和蒸汽壓 P，查例AB 于總壓*可得出液相組成，這樣就可以得到一-P)/(PP = 99kPa，則由 x = (P-P)BAB 圖數(shù)據(jù)。組繪平衡 t-x = ）/（）以 t = 80.1為例 x =（99-40 同理得到其他溫度下液相組成如下表 根據(jù)表中數(shù)據(jù)繪出飽和液體線即泡點線 時，相應的溫度

2、為 92由圖可得出當 x = = ）的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)列于本題附表，試求 P CH）和正己烷（CH2.正戊烷（145612 下該溶液的平衡數(shù)據(jù)。 溫度 CH125 K CH14 6 (kPa) 飽和蒸汽壓 ）的飽和蒸汽壓 BA）和 CH（C 解： 根據(jù)附表數(shù)據(jù)得出相同溫度下 H145612* P = 時以 t = 248.2時為例，當 t = 248.2B* = 查得 PA 的飽和蒸汽壓如下表 BA 得到其他溫度下? ) 248 251 279 289 t(*(kPa) PA利用拉烏爾定律計算平衡數(shù)據(jù) 平衡液相組成 以 260.6時為例 *)-P時 x = (P-P )/(P 當 t= 260.

3、6BAB=（）/（）= 1 平衡氣相組成 以 260.6為例 *x/P = 1/ = 1時 y = P 當 t= 260.6A 同理得出其他溫度下平衡氣液相組成列表如下 t() 279 289 x 1 0 y 1 0 根據(jù)平衡數(shù)據(jù)繪出 t-x-y 曲線 3.利用習題 2 的數(shù)據(jù)，計算：相對揮發(fā)度；在平均相對揮發(fā)度下的 x-y 數(shù)據(jù)，并與習題 2 的結果相比較。 解：計算平均相對揮發(fā)度 * 計算出各溫度下的相對揮發(fā)度 /P： 理想溶液相對揮發(fā)度 = PBA t() - - - - - - - - 取 275.1和 279時的 值做平均 = （+）/2 = m按習題 2 的 x 數(shù)據(jù)計算平衡氣相組

4、成 y 的值 當 x = 時， y = 1+= 同理得到其他 y 值列表如下 t() 279 289 x 1 0 y 1 0 曲線和原先的 t-x-y 曲線如圖 作出新的 t-x-y 4.在常壓下將某原料液組成為（易揮發(fā)組分的摩爾）的兩組溶液分別進行簡單蒸餾和平衡蒸餾，若汽化率為 1/3，試求兩種情況下的斧液和餾出液組成。假設在操作范圍內氣液平衡關系可表示為 y = + 解：簡單蒸餾 xdx/(y-x) 以及氣液平衡關系 y = + 由 ln(W/F)= xFxdx/ = 汽化率1-q = 1/3 則 q = 2/3 即得 ln(W/F)= W/F = 2/3 xF ln(2/3) = 解得

5、x = 代入平衡關系式 y = + 得 y = 平衡蒸餾 由物料衡算 Fx = Wx + Dy FD + W = F 將 W/F = 2/3 代入得到 x = 2x/3 + y/3 代入平衡關系式得 F x = 再次代入平衡關系式得 y = 5.在連續(xù)精餾塔中分離由二硫化碳和四硫化碳所組成的混合液。已知原料液流量 F 為 4000kg/h，組成 x 為（二硫化碳的質量分率，下同） 。若要求釜液組成x 不WF大于，餾出液回收率為 88。試求餾出液的流量和組分，分別以摩爾流量和摩爾分率表示。 解：餾出回收率 = Dx/Fx = 88 得 餾出液的質量流量 FD Dx = Fx 88 = 4000

6、= 1056kg/h FD 結合物料衡算 Fx = Wx + Dx DWF = 得 xD + W = F D = h 1056/(76餾出液的摩爾流量 x = 76)/76)+154) 以摩爾分率表示餾出液組成D = 試求（均為摩爾分率）的溶液，6.在常壓操作的連續(xù)精餾塔中分離喊甲醇與說.6）飽和蒸（3（2）泡點進料；q 以下各種進料狀況下的值。 （1）進料溫度 40； 汽進料。 水溶液的平衡數(shù)據(jù)列于本題附表中。-常壓下甲醇溫度 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 摩爾分率 摩爾分率 摩爾分率 摩爾分率 100 解：（1）進料溫度 40 75.3時，甲醇的汽化

7、潛熱 r = 825kJ/kg 1 水蒸汽的汽化潛熱 r = kg 257.6時 ，甲醇的比熱 C = (kg) V1水蒸汽的比熱 C = (kg) V2 查附表給出數(shù)據(jù) 當 x t = 75.3 時，平衡溫度 = A 40進料為冷液體進料 即 將 1mol 進料變成飽和蒸汽所需熱量包括兩部分 一部分是將 40冷液體變成飽和液體的熱量 Q，二是將 75.3飽和液體變1成氣體所需要的汽化潛熱 Q ，即 q = （Q+Q）/ Q = 1 + （Q/Q） 222112 Q = 32（）= kg 1 Q = 82532 + 18 = kJ/kg 2 q = 1 +（Q/Q）= 21 （2）泡點進料 泡

8、點進料即為飽和液體進料 q = 1 （3）飽和蒸汽進料 q = 0 7.對習題 6 中的溶液，若原料液流量為 100kmol/h，餾出液組成為，釜液組成為（以上均為易揮發(fā)組分的摩爾分率） ，回流比為，試求產(chǎn)品的流量，精餾段的下降液體流量和提餾段的上升蒸汽流量。假設塔內氣液相均為恒摩爾流。 解： 產(chǎn)品的流量 由物料衡算 Fx = Wx + DxDWF D + W = F 代入數(shù)據(jù)得 W = kmol/h 產(chǎn)品流量 D = 100 = kmol/h 精餾段的下降液體流量 L L = DR = = kmol/h V提餾段的上升蒸汽流量 40進料 q = = kmol/h（F = D1+R） （ V

9、= V + 1-q） V = kmol/h y = y = + 8.某連續(xù)精餾操作中，已知精餾段；提餾段若原料液于露點溫度下進入精餾塔中，試求原料液，餾出液和釜殘液的組成 及回流比。 解：露點進料 q = 0 即 精餾段 y = + 過（x ，x）x = DDD提餾段 y = 過（x，x）x = WWW 精餾段與 y 軸交于0 ，x/（R+1） 即 x/（R+1）= DD R = 連立精餾段與提餾段操作線得到交點坐標為（ ， ） x = F 9.在常壓連續(xù)精餾塔中，分離苯和甲苯的混合溶液。若原料為飽和液體，其中含苯（摩爾分率，下同） 。塔頂餾出液組成為，塔底釜殘液組成為，回流比為，試求理論板層

10、數(shù)和加料板位置。苯-甲苯平衡數(shù)據(jù)見例 1-1。 解： 常壓下苯-甲苯相對揮發(fā)度 = 精餾段操作線方程 y = Rx/（R+1）= 2x/3 + 3 = 2x/3 + 精餾段 y = x = 由平衡關系式 y = x/1 +(-1)x 得 1 Dx = 再由精餾段操作線方程 y = 2x/3 + 得 1y = 依次得到 x = y = 322x = y = 43x = x x = x3F 44精餾段需要板層數(shù)為 3 塊 = x = 提餾段 x 41-W）L -W）- Wx/提餾段操作線方程 y = L（x/（LW 飽和液體進料 q = 1 ）/V = 1 + W/（3D）/ L（L-W）= （L

11、+F + Dx = Wx 由物料平衡 Fx WFD D + W = F 代入數(shù)據(jù)可得 D = W L+D）= W/3D = 1/3L-W）= 4/3 W/（= W/-W） （L L/（ /3 3 y 即提餾段操作線方程 = 4x y= 2 = x x/1 +(-1)x 得 由平衡關系式 y = 2 = = x 依次可以得到y(tǒng) 33 = = x y 44 = = x y 55 = x x x 45W 提餾段段需要板層數(shù)為 4 塊 理論板層數(shù)為 n = 3 + 4 + 1 = 8 塊（包括再沸器） 加料板應位于第三層板和第四層板之間 10.若原料液組成和熱狀況，分離要求，回流比及氣液平衡關系都與習

12、題 9 相同，但回流溫度為 20，試求所需理論板層數(shù)。已知回流液的泡殿溫度為 83，平4kJ/kmol，平均比熱為 140 kJ/(kmol)均汽化熱為10 解：回流溫度改為 20，低于泡點溫度，為冷液體進料。即改變了 q 的值 精餾段 不受 q 影響，板層數(shù)依然是 3 塊 -W）發(fā)生了變化 L -W）和 W/ 由于 q 的影響，使得 L/（L（ 提餾段 q = （Q+Q）/ Q = 1 + （Q/Q） 21212Q= CT = 140（83-20）= 8820 kJ/kmol p14kJ/kmol10 Q= 24)= q = 1 + 8820/10-W）L=V + W - F(1-q)/V

13、- F(1-q)L /（ = 3D+W- F(1-q)/3D- F(1-q) D = W，F(xiàn) = 2D 得 -W）= (1+q)/+q)= /（LL-W）= D/3D- F(1-q)= 1/（1+2q）= W/（L 提餾段操作線方程為 y = - = 再由平衡關系式得到 y x= x = 代入操作線方程得241 = yx = 依次計算32 = = yx43 = x = y54 x= 5 = x x x4W 5提餾段板層數(shù)為 4 理論板層數(shù)為 3 + 4 + 1 = 8 塊（包括再沸器） 11.在常壓連續(xù)精餾塔內分離乙醇-水混合液，原料液為飽和液體，其中含乙醇（摩爾分率，下同） ，餾出液組成不低

14、于，釜液組成為；操作回流比為 2。若于精餾段側線取料，其摩爾流量為餾出液摩爾流量的 1/2，側線產(chǎn)品為飽和液體，組成為。試求所需的理論板層數(shù)，加料板及側線取料口的位置。物系平衡數(shù)據(jù)見例 1-7。 解：如圖所示，有兩股出料，故全塔可以分為三段，由例 1-7 附表，在 x-y 直角坐標圖上繪出平衡線，從 x = 開始，在精餾段操作線與平衡線之間繪出水平線D和鉛直線構成梯級，當梯級跨過兩操作線交點 d 時，則改在提餾段與平衡線之間繪梯級，直至梯級的鉛直線達到或越過點 C(x ，x)。 WW 如圖，理論板層數(shù)為 10 塊（不包括再沸器） 出料口為第 9 層；側線取料為第 5 層 12.用一連續(xù)精餾塔分

15、離由組分 A?B 組成的理想混合液。原料液中含 A ，餾出液中含 A （以上均為摩爾分率） 。已知溶液的平均相對揮發(fā)度為，最回流比為，試說明原料液的 熱狀況，并求出 q 值。 解：在最回流比下，操作線與 q 線交點坐標（x ，y）位于平衡線上；且 q 線過qq（x ，x）可以計算出 q 線斜率即 q/(1-q)，這樣就可以得到 q 的值 FF 由式 1-47 R = (x/x)-(1-x)/(1-x)/（-1）代入數(shù)據(jù)得 qminDqD = x)/(1-x （）)/qq x = 或 x = （舍去） qq即 x = 根據(jù)平衡關系式 y = （1 + ） q得到 y = q q 線 y = qx

16、/（q-1）- x/（q-1）過（， ） ， （， ） Fq/（q-1）= （）/（）得 q = 0 q 1 原料液為氣液混合物 13.在連續(xù)精餾塔中分離某種組成為（易揮發(fā)組分的摩爾分率，下同）的兩組分理想溶液。原料液于泡點下進入塔內。塔頂采用分凝器和全凝器，分凝器向塔內提供回流液，其組成為，全凝器提供組成為的合格產(chǎn)品。塔頂餾出液中易揮發(fā)組分的回收率 96。若測得塔頂?shù)谝粚影宓囊合嘟M成為，試求：（1）操作回流比和最小回流比；（2）若餾出液量為 100kmol/h，則原料液流量為多少 解：（1）在塔頂滿足氣液平衡關系式 y = x/1 +(-1)x 代入已知數(shù)據(jù) = /1 + (-1) = 第一

17、塊板的氣相組成 y = （1 + ） 1 = （1 + ）= 在塔頂做物料衡算 V = L + D Vy = Lx + Dx D1L（L + D）= 0.88L + L/D = 即回流比為 R = 由式 1-47 R = (x/x)-(1-x)/(1-x)/（-1）泡點進料 x = x FminDDqqq R = min（2）回收率 Dx/Fx = 96得到 FDF = 100（）= kmol/h 15.在連續(xù)操作的板式精餾塔中分離苯-甲苯的混合液。在全回流條件下測得相鄰板上的液相組 成分別為 ，和，試計算三層中較低的兩層的單板效率 E 。 MV 甲苯混合液的平衡數(shù)據(jù)如下：-操作條件下苯 x

18、y 解：假設測得相鄰三層板分別為第 n-1 層，第 n 層，第 n+1 層 即 x = x= x = 根據(jù)回流條件 y = xnn-1n+1n n+ 1 y = y = y = n+2nn+1 由表中所給數(shù)據(jù) = * = （1+）= 與第 n 層板液相平衡的氣相組成 y n* = （1+）= 與第n+1 層板液相平衡的氣相組成 y n+1*-y） -y）/（y1-51 E 由式 = （yn+1n+1MVnn*-x） （-x）/y 可得第 n 層板氣相單板效率 E = （xnMVnnn-1n = （）/（） = *-x） /（y 層板氣相單板效率 E = （x-x）第 nn+1nMVn+1n+1

19、n+1 = （）/（） = 64 第第 2 2 章章 吸收吸收 1.從手冊中查得,25時,若 100g 水中含氨 1g,則此溶液上方的氨氣平衡分壓為。3kPa)及相已知在此濃度范圍內溶液服從亨利定律，試求溶解度系數(shù) H kmol/(m 平衡常數(shù) m 解：液相摩爾分數(shù) x = （1/17）/（1/17）+（100/18） = 氣相摩爾分數(shù) y = = 由亨利定律 y = mx 得 m = y/x = = -3333 mol/m10= ）/1010101（/）1/17（ C = 液相體積摩爾分數(shù) 3kPa)H = C/P = = kmol/(m 由亨利定律 P = C/H 得 6x 表示。式中：P

20、 為氧在氣相中的分 P = 1010時，氧氣在水中的溶解度可用壓 kPa；x 為氧在液相中的摩爾分率。試求在此溫度及壓強下與空氣充分接觸的水中每立方米溶有多少克氧。 解：氧在氣相中的分壓 P = 21 = 63 10 ）= 氧在水中摩爾分率 x = （103-6）= 11.43g 1810 每立方米溶有氧 10（32/ 3某混合氣體中含有 2（體積）CO，其余為空氣?；旌蠚怏w的溫度為 30，25 kPa10，試求溶在水中的亨利系數(shù) E = 總壓強為。從手冊中查得 30時CO23kPa) 及相平衡常數(shù) m，并計算每 kmol/(m 解度系數(shù) H 100g 與該氣體相平衡的水中溶有多少 gCO 。

21、 253 / = m = E/P = 1010 y = 解：由題意，總 3 = 即 10 y = mx 根據(jù)亨利定律得 x = y/m = 每 100g 與該氣體相平衡的水中溶有 CO 44100/18 = 0.0132 g 235-43kPa)= 10/18E = 10 /（1010kmol/(m）H = 7.在，27下用水吸收混于空氣中的甲醇蒸汽。甲醇在氣，液兩相中的濃度都很3kPa)，氣膜吸收系數(shù)低，平衡關系服從亨利定律。已知溶解度系數(shù) H = (m k G-52-523)。s kmol/(mkmol/m10 kmol/(mskPa)，液膜吸收系數(shù) k = 10= L試求總吸收系數(shù) K，

22、并計算出氣膜阻力在總阻力中所的百分數(shù)。 G 解：由 1/K = 1/k + 1/Hk 可得總吸收系數(shù) LGG-5-5 ） + 1/（101/K = 1/10G2-5 10kPa) kmol/(ms = KG ）+ k/） （1/ k（）/1/k + 1/Hk= Hk（Hk：氣膜阻力所占百分數(shù)為 GGLGLL ） + /= （） （ = = 8.在吸收塔內用水吸收混于空氣中的甲醇，操作溫度為 27，壓強。穩(wěn)定操作3。試根據(jù)上 m5kPa，液相中甲醇濃度位狀況下塔內某截面上的氣相甲醇分壓為題有關的數(shù)據(jù)算出該截面上的吸收速率。 -52skmol/(mkPa) 解：由已知可得 k = 10G 根據(jù)亨利

23、定律 P = C/H 得液相平衡分壓 * = C/H = = P *-5-52s) 10 )= 10kmol/(m（）= = KN(P-PGA2h) = kmol/(m 9.在逆流操作的吸收塔中，于，25下用清水吸收 混合氣中的 CO，將其濃度24kPa。若吸收劑=10 從 2降至（體積） 。該系統(tǒng)符合亨利定律。亨利系數(shù)為最小理論用量的倍，試計算操作液氣比 L/V 及出口組成 X。 解： Y = 2/98 =， Y = = 2144 10 m = E/P = 10/ = 總* = （Y-Y ）/（Y（-Y ）/XY/m） 由 （L/V）= 112min211 = （）/（545） = L/V

24、= （L/V） = 622 min 由操作線方程 Y = （L/V）X + Y-（L/V）X 得 出口液相組成 22-5 10/622 = （L/V）= （）-Y X = （Y ）/211 改變壓強后，亨利系數(shù)發(fā)生變化，及組分平衡發(fā)生變化，導致出口液相組成變化 4-5 1010 m = E/P/10133 = = 總 ） = = （L/V） （L/V min-4 （）= / = 10） （） -Y（ X = Y/L/V21110.根據(jù)附圖所列雙塔吸收的五種流程布置方案，示意繪出與各流程相對應的平衡線和操作線，并用圖中邊式濃度的符號標明各操作線端點坐標。 40 在下用水吸收混于空氣中的中的氨。已

25、知氨的摩爾分率為，混合氣體于 11.3/s，空塔氣速為 1.2m/s 下進入塔底，體積流量為 0.556m。吸收劑用量為最小用量的倍，氨的吸收率為 95，且已估算出塔內氣相體積吸收總系數(shù) Ka 的平均值Y3s). 為( m 水在 20 溫度下送入塔頂，由于吸收氨時有溶解熱放出，故使氨水溫度越近塔底越高。已根據(jù)熱效應計算出塔內氨水濃度與起慰問度及在該溫度下的平衡氣相濃度之間的對應數(shù)據(jù)，列入本題附表中試求塔徑及填料塔高度。 氨溶液溫度 t/ 氨溶液濃度 氣相氨平衡濃度 Xkmol(氨)/kmol(水) *kmol()/kmol() Y 20 0 0 26 29 34 42 47 2u/4 D 解：

26、混合氣流量 G = 1/21/2= 0.77 m D = (4G/u)/=(4Y = = 1y = y（1-）= = 12Y = = 2*曲線查得與 Y= 根據(jù)附表中的數(shù)據(jù)繪成不同溫度下的 X-Y 相平衡的液1相組成 * X= 1* = （）/ = Y- Y）/ X （L/V）= （11min1（L/V）= (L/V)= min 由操作線方程 Y = (L/V)X + Y 可得 X = (V/L)(Y-Y) 2211= * = Y 由曲線可查得與 X 相平衡的氣相組成11 Y=（Y-Y）/ln(Y-Y) 22m11= （ ）/ln（）/ = =（Y-Y）/Y = （）/ m12OG= = =

27、惰性氣體流量 G 3/s = 0.5004m3）/（313（ = 10） = mol/s -3)/4) a) = 10H = V/(KYOG-3 m 10 = -3 10 H = 填料層高度 H = OGOG= 7.654m 3（標準）/h，其 SO，氣體流量為 5000m12.在吸收塔中用請水吸收混合氣體中的2中 SO 占 10，要求 SO 的回收率為 95。氣，液逆流接觸，在塔的操作條件下，22* = ，試求：在兩相間的平衡關系近似為 Y SO2（1） 若取用水量為最小用量的倍，用水量應為多少 （2） 在上述條件下，用圖解法求所需理論塔板數(shù)； （3） 如仍用（2）中求出的理論板數(shù)，而要求回

28、收率從 95提高到 98，用水量應增加到多少 解：（1）y = y（1-）= （）= 12Y = = Y = （）= 21* = （Y-Y）/（/X）-Y（=L/V（）YY ）/121121min= （） = （L/V）=（L/V）= min惰性氣體流量： V = 5000 = 用水量 L = = 7684kmol/h （2）吸收操作線方程 Y = （L/V）X + Y 代入已知數(shù)據(jù) 2 Y = + 在坐標紙中畫出操作線和平橫線，得到理論板數(shù) N = 塊 T 14在一逆流吸收塔中用三乙醇胺水溶液吸收混于氣態(tài)烴中的 HS，進塔氣相中2含 HS（體積）要求吸收率不低于 99，操作溫度 300，壓強

29、，平衡關系為2* = 2X，進塔液體為新鮮溶劑，出塔液體中 HS 濃度為(HS)/kmol(Y 溶劑) 222s)，氣相體積吸收總系數(shù)已知單位塔截面上單位時間流過的惰性氣體量為(m3skPa)。求所需填料蹭高度。 為 kmol/(m 解：y = y（1-）= = 12Y = y = Y = （）= 122*）/Y（Y-Y YY = （-Y/ln）-Y211m211 = （）/ln（）/ = =（Y-Y）/Y = （）/ = mOG12 H = V/(Ka) = （） YOG = H = H = = 7.9m OGOG 干燥干燥 3 章 第 ）濕空 140，試求：（1.已知濕空氣的總壓強為 50

30、kPa，溫度為 60相對濕度 ）濕空氣的密度）濕度；（3 氣中水氣的分壓；（2 = 時水的飽和蒸汽壓 P 解：（1）查得 60S = = 水氣分壓 P = P S 水氣 =（） ）H = P / （P-P（2）水氣水氣 = 0.118 kg/kg 絕干 0.118kg 水氣 3）1kg 絕干氣中含（ x = (1/29)/(1/29)+18) = 絕干 x = 18)/(1/29)+18) = 水氣 = 18 + 29x + 29 濕空氣分子量 M = 18x絕干氣水氣 0 = 27.249 g/mol3-3 ） （5010333） 濕空氣密度 = MP/RT = （10/3 = 0.493

31、kg/m 濕空氣 中各數(shù)值的并給出序號 4H-I2.利用濕空氣的圖查出本題附表中空格內的數(shù)值， 求解過程 序號 干球溫度 濕球溫度 濕 度 相對濕度 焓 水氣分壓 露點 kg/kg 絕干 kg/kg 絕干 kPa 1 60 35 22 140 5 30 2 40 27 40 90 3 25 3 20 18 75 50 2 15 4 30 28 85 95 4 25 3.干球溫度為 20，濕度為 0.009 kg/kg 絕干的濕空氣通過預熱器加熱到 50，再送往常壓干燥器中，離開干燥器時空氣的相對濕度為 80。若空氣在干燥器中經(jīng)歷等焓干燥過程，試求： 3原濕空氣在預熱器過程中焓的變化； 1m（1

32、）3原濕空氣在干燥器中獲得的水分量。1m （2） 解：（1）原濕空氣的焓： I = + t + 2490 H 00 = + 20 + 2490 = 43 kJ/kg 絕干 通過預熱器后空氣的焓 I = + 50 + 2490 1 = kJ/kg 絕干 焓變化 H = I - I = kJ/kg 絕干 01-33）/（29310） （ 空氣的密度 = MP/RT = 29103 = 1.21 kg/m3原濕空氣焓的變化為 H = = kJ/kg 濕氣 1m （2）等焓干燥 I = I = kJ/kg 絕干 21假設從干燥器中出來的空氣濕度 t = 26.8，查得此時水蒸汽的飽和蒸汽壓 P = k

33、Pa S H = P / （P-P） S2S= kJ/kg 絕干 由 I = = （ + ）t + 2490 H 試差2 22 假設成立 H = kJ/kg 絕干 2 獲得水分量 ：H = H - H = = kJ/kg 絕干 02 = = kJ/kg 濕氣 4.將 t = 25，= 50的常壓新鮮空氣，與干燥器排出的 t = 50，= 802002的常壓廢氣混合，兩者中絕干氣的質量比為 1：3。分別用計算法和做圖法求混合氣體的濕度和焓。 解：（1）查得 25時和 50時水的飽和蒸汽壓分別為 kPa 和 新鮮空氣濕度 H = P / （P-P） S0S00 = （） = 0.01027 kg

34、水/kg 絕干 廢氣濕度 H = P / （P-P） S222S = （） = 0.20142 kg 水/3kg 絕干 混合氣濕度 H = （+3）/（1+3） m = 0.0529 kg 水/kg 絕干 混合氣溫度 t = （25+503）/（1+3）= 43.75 m 混合氣焓：I =（ + ）t + 2490 H m mm =（+） + 2490 = kJ/kg 絕干 （2）做圖發(fā)略 5.干球溫度 t = 26，濕球溫度 t = 23的新鮮空氣，預熱到 t= 95后送100入連續(xù)逆流干燥器內，離開干燥器時溫度為 t= 85。濕物料初始狀況為：溫度2= 25，含水量 = 11終了時狀態(tài)為：溫度 = 34.5 ， = 。每小時有 9200kg 濕物料加入干22燥器內。絕干物料的比熱容 C = kJ/(kg絕干)。干燥器內無輸送裝置，熱S 汽化的水分。試求：580kJ/kg 損失為（1） 單位時間內回的的產(chǎn)品質量； （2） 寫出干燥過程的操作線方程； （3