三傳熱計算定態傳熱1、設計型：求傳熱面積S2、操作型：換熱調節及換熱器校核已知：S（n，d，L），物性（CP，），污垢熱阻RSI，RS0，流量（Wh，WC），冷熱流體的進出口溫度。求：當某側流體的流量或某一進（出）口溫度變化，或換熱器清洗后，或流動方式改變或兩換熱器的組合方式改變時，其它參數如何變化？第一類：求兩個溫度第二類：求物流量或某一溫度 例如：冷流體的流量變化不僅會引起熱負荷變化，還會引起傳熱速率式中傳熱系數和傳熱推動力的變化，以達到新情況下熱負荷與傳熱速率的平衡。兩種極端情況： 逆流 A 冷熱 ，冷流體流量增大，K值基本上不變。B 原先的t2-t1很小，即使WC增大，tm變化亦很小。傳熱速率方程式線性化熱量衡算式t2=t1+Rh（T1-T2）b由a ，b兩式聯合求解可得出口溫度T2，t2。（第一類 ）對于第二類，由于a式右側包括待求未知數，乃非線性方程，需試差求解。3、傳熱單元數 熱效率法將a式左側分子分母處理后得：熱效率逆流當 R=1時，T1-t2=T2-t1 并流當R=1時，一側相變時4、非定態傳熱 待求函數一般為累計傳熱量Q或物料溫度T與時間的關系。仍使用傳熱衡算式和傳熱速率式。5、輻射傳熱黑體、白體、透熱體和灰體斯蒂芬波爾斯曼定律角系數測溫誤差的來源？如何減小測溫誤差？如何減小輻射散熱？典型例題冷凝冷卻器有一逆流操作的熱交換器，用15的水冷卻過熱氨蒸汽，氨氣溫度為 95，流率為 200kg/h，氨氣在熱交換器中冷卻。冷凝液在飽和溫度（30）下派出。在冷卻冷凝過程中，熱交換器各界面上氨氣與水的溫度差最小處不允許小于 5。求冷卻水用量及水最終出口溫度？已知 90，0氨氣的焓分別為 1647,1467KJ/kg,30液氨的焓為 323KJ/kg，水平均比熱為 4183J/kg。(清華95)換熱器的操作與調節一套管換熱器用 133的飽和水蒸汽將管內的氯苯從 33加熱到 73，氯苯流量為 5500Kg/h。現因某種原因，氯苯流量減少到 3300Kg/h，但其進出口溫度維持不變，試問此時飽和蒸汽溫度應為多少才能滿足要求？此時飽和水蒸汽冷凝量為原工況的百分之幾？（設兩種工況下的蒸汽冷凝熱阻，管壁熱阻，垢層熱阻及熱損失均可略，且氯苯在管內作湍流流動，忽略兩工況下蒸汽汽化潛熱的變化）(華化98/20)換熱器的串并聯問題某廠現有兩臺單殼程單管程的列管式空氣加熱器，每臺傳熱面積為A0=20m2 （管外面積），均由128根 252.5mm的鋼管組成。殼程為 170的飽和水蒸汽冷凝（冷凝潛熱為r=2054KJ/kg），凝液不過冷。空氣走管程，其入口溫度t1 =30 ，流量為4500kg/h 假定空氣的物性參數不隨溫度、壓力變化，可視為常數，分別為CP=1.005KJ/Kg.K， =1.06Kg/m3 ，=20.110-3cp ,=0.029w/m.k。熱損失可略，管內湍流時空氣的對流給熱系數可用下式計算： Nu=0.02Re0.8 。（1） 若兩臺換熱器并聯使用，通過兩臺換熱器的空氣流量均等，試求空氣的出口溫度t2()及水蒸汽的總冷凝量 m1(kg/h)（2） 若兩臺改為串聯使用，試求此時空氣的出口溫度t2()及水蒸汽的總冷凝量 m1(kg/h)。（3）試比較并聯及串聯時傳熱效率的大小，并求兩情況下總傳熱能力的比值 Q串/ Q并。解:非穩態傳熱問題有一帶夾套的反應釜，釜內盛有某反應液。反應液的初始溫度為 20。釜內液體由于劇烈地攪拌可認為溫度均一。反應液需加熱到 80進行反應。（1） 若夾套內通以 120的蒸汽加熱，已知前 10分鐘反應液的溫升為 60，則反應液由初始溫度加熱至反應溫度需要多少時間？（2） 若夾套內通以進口溫度為 120的熱流體加熱，前 10 分鐘反應釜的溫升同樣為60，則反應液由初始溫度加熱到反應溫度需多少時間？（熱流體無相變）(華化96/20)解(1)熱流體有相變時 (2)熱流體無相變時 第五章蒸發(略)第六章精餾主要內容一. 兩組分混合物的汽液平衡 精餾的依據是相對揮發度的差異相對揮發度為:理想溶液氣相為理想氣體時泡點方程露點方程安托因方程二.精餾塔的計算 1.描述精餾過程的一般方程: 物料衡算 焓衡算 相平衡方程 傳熱速率方程 傳質速率方程 歸一方程2.簡化計算的兩個假定: 理論板假定-去除了傳熱傳質速率方程 恒摩爾流假定-去除了焓衡算方程 3.計算二元精餾理論塔板數需知的參數 進料狀況 F,xf,q 分離要求 xD,xw或回收率 相對揮發度 塔內操作參數 回流比 R4.有關計算方程全塔物料衡算方程 F=D+W Fxf=DxD+Wxw相平衡方程精餾段操作線方程 提餾段操作線方程進料熱狀態線方程 全回流時,R趨于無窮大.最小理論板數為 最小回流比 Rmin適宜回流比 R=(1.1-2.0)Rmin莫弗里板效率再沸器和分凝器相當于一塊理論板,板效率為 1 .三、精餾計算內容 求塔頂,塔底產品量,組成或回收率 求回流比,最小回流比 求板效率 求塔板數(板數少時或用捷算法) 求精餾段,提餾段操作線方程 求離開某板(一般為塔頂,塔底,進料處)的汽液相組成1、 精餾概念題中的分析題設計型(xD,xw一定):定性分析某參數變化后,理論板數如何變化操作型(NT一定):定性分析某參數變化后,分離情況(xD,xw)如何變化要使精餾塔正常操作,應滿足以下兩個方面的要求(1) 進料量,組成及產品量,組成間滿足物料衡算關系.否則即使塔板數再多,效率再高,也得不到合格產品。(2) 足夠多的理論板及較高的板效率,否則即使滿足物料衡算,理論板數不夠仍得不到合格產品。NT一定,xDmax為全回流下的產品濃度。（見下圖）R一定,xDmax為理論板數為無窮大時的濃度，同時受物料恒算的限制。2.計算題的塔型半截塔(提餾塔，精制塔)一塊板或兩塊板的塔雙塔聯合操作無限多塊塔板3.操作條件分凝器直接蒸汽加熱冷回流多股進（出）料調節(求最大回收率) 典型例題逐板法求理論板的基本思想有一常壓連續操作的精餾塔用來分離苯-甲苯混合液，塔頂設有一平衡分凝器，自塔頂逸出的蒸汽經分凝器后，液相摩爾數為氣相摩爾數的二倍，所得液相全部在泡點下回流于塔，所得氣相經全凝器冷凝后作為產品。已知產品中含苯0.95（摩爾分率），苯對甲苯的相對揮發度可取為2.5 。試計算從塔頂向下數第二塊理論板的上升蒸汽組成。（浙大94/12）解: R=L/D=2板數較少塔的操作型計算擬用一 3 塊理論板的（含塔釜）的精餾塔分離含苯50%（摩爾分率，下同）的苯-氯苯混合物。處理量F=100 Kmol/h ，要求 D=45 Kmol/h 且 xD84%。若精餾條件為：回流比R=1 ，泡點進料，加料位置在第二塊理論板，=4.10 ，問能否完成上述分離任務？（浙大96 ）解：W=55kmol/h 精餾段操作線方程：yn+1=0.5xn+0.42 y1=xD=0.84 y2=0.50.56+0.42=0.70y3=0.50.36+0.42=0.60 所以不能完成任務。一塊板的塔計算在一塊理論板和再沸器組成的精餾塔中，對苯-甲苯混合物進行分離。已知=2.5，F=100 Kmol/h,xf=0.15（摩爾分率，下同）飽和液體加料在第一塊板上，分離要求為 xD=0.25，xw=0.06。試求： （1）塔頂，塔底的產量 D ， W （2）回流比 R （浙大 97/15）解：（1）F=D+W (1) Fxf=DxD+Wxw (2) 聯立（1）（2）得 D=47kmol/h W=53kmol/h 在再沸器與板間作物料恒算得： Fxf+(L+D)yw=(L+F)x1+DxD 由上式得 L=108.5kmol/h R=L/D=108.5/47=2.3板效率的計算某精餾塔具有一塊實際板和一只蒸餾釜（可視為一塊理論板）。原料予熱到泡點，由塔頂連續加入，F=100 Kmol/h， xf=0.2（摩爾分率，下同）。泡點回流，回流比 R=2.0系統相對揮發度=2.5。今測得塔頂餾出量D=57.2Kmol/h ，且 xD=0.28 ，試求：（1） 塔底出料量W及濃度 xw （2） 該塔板的莫弗里效率 EMV 和 EmL （華化97/20） 解: W=100-57.2=42.8kmol/h L=L+F=RD+F=257.2+100=214.4kmol/h V=(R+1)D=357.2=171.6kmol/h概念題1. 精餾操作的目的是_,某液體混合物可用精餾方法分離的必要條件是_。對于存在恒沸物或相對揮發度等於1的液體混合物需用_精餾方法分離,其基本原理都是_。2. 描述任一精餾過程的數學方程有_ _、 、 、 。在 _和_假定的條件下,以上方程構成的方程組可轉化為_和_方程構成的方程組。3. 在精餾塔的設計中,最小回流比是指_時的回流比.若增大回流比,則精餾段L/V_,提餾段L/V_,完成同樣分離要求所需的塔板數減少,但它是以_的增加為代價的.回流比的調節是通過_實現的.4. 進料熱狀態參數q的物理意義是_,對于飽和液體其值等于_,飽和蒸汽q等于_。5. 用直角梯級法(圖解法)求解理論板數的前提條件是_,該前提的主要條件是 _。6. 板效率是對_假定的修正,對于分凝器或再沸器,單板效率等于_。7. 對于一投產的精餾塔,保持D/F,進料狀態q不變,若增大回流比R,則塔頂流出液組成xD_,塔釜流出液組成xW_。xD的最大值是在_條件下求出的,與塔的分離能力無關,受_的約束.8. 間歇精餾的特點是（ ， ）。按操作方式可分為恒回流比操作和（ ），前者計算理論板時，其基準態取（ ）態，而后者取（ ）態。9精餾段操作線方程：yn+1= R/(R+1)xn + R/(R+1)xD 提餾段：yn+1=(L/V)xn - (L/V)xw g線方程：y=g x/(g-1) xf/(g-1) 第七章 吸收主要內容一.低濃度氣體吸收的相平衡關系-亨利定律 難溶氣體的E值大,易溶氣體的E值小.E值隨溫度的升高而增大.m值的大小與溫度成正比,與總壓成反比 . 二.分子擴散模型1. 等分子反向擴散:其代表操作為滿足恒摩爾流假定的精餾操作。2單向擴散（一組分通過另一停滯組分的擴散）其代表操作為吸收。3擴散系數：三對流傳質理論1 雙膜理論（1）界面上氣液濃度滿足相平衡 （2）界面兩側存在一有效滯流膜，膜內傳質為分子擴散。 （3）膜外濃度梯度為零，無傳質阻力。2 表面更新理論3 溶質滲透理論四吸收速率式易溶氣體H很大，1/KG1/kG ，氣膜控制。難溶氣體H很小，1/KG1/kL，液膜控制。五吸收塔填料層高度的計算1吸收操作線（逆流）吸收過程中V,Y1由上道工序給定,Y2由吸收率決定,X2由解吸情況決定,故吸收液的濃度X1根據吸收劑用量的大小來定。2吸收劑用量的確定當平衡線為直線時若純溶劑吸收，X2=0，且吸收劑為最小用量的倍，吸收率為：4 填料塔的設計型計算-求塔高Z5 影響HOG的因素1） 單位塔截面的氣流量V/2） 總阻力1/KY3） 有效比表面積a（單位體積填料層所提供的有效接觸面積）NOG（分離要求/平均推動力）總之填料層高度與氣液負荷、總阻力、填料的潤濕情況、分離要求、推動力有關。6 NOG的計算法（解析法）1） 對數平均推動力法2） 脫吸因數法當填料層高度Z趨于無窮大時，A1，S1，氣液將于塔頂達到平衡，可獲得最大的吸收率。當A1氣液兩相將于塔底達到平衡，可獲得最大的吸收液出口濃度X1。六吸收塔的操作性計算已知塔高，當某個參數（L，V，Y1，Y2，X1，X2，T，P）或操作形式改變時，吸收率或出口組成如何變化？1操作類型：1） 吸收解吸雙塔聯合操作，互相影響2） 吸收劑再循環3） 吸收劑分股從不同高度加入4） 吸收塔與回收塔聯立5） 兩吸收塔串聯操作2操作參數改變1） 氣液量的變化易溶氣體m值很小，氣膜控制，1/Ky1/ky，1/Kx1/mkx。kyV0。8，當V增大時： 當L增大時： kyKyKx ky，Ky，Kx不變 HGHOGHOL HG，HOG不變，HOL NGNOGNOL NG，NOG不變，NOL難溶氣體m值很大，液膜控制，1/Kx1/kx，1/Kym/kxkxLn，當L增加時： 當V增加時： kxKxKy kx，Kx，Ky不變 HLHOLHOG HL，HOL不變，HOG NLNOLNOG NL，NOL不變，NOG2） 氣液相濃度的變化 氣體入塔濃度改變 溶劑再生不良或改用純溶劑 吸收率要求增大3） 操作壓強改變4） 操作溫度的變化3吸收調節的三個方面1） 增大吸收劑用量，操作線上移，平均推動力增大。2） 降低吸收劑溫度，氣體溶解度增大，平衡常數減小，平衡線下移，平均推動力增大。3） 降低吸收劑入口濃度，液相入口處推動力增大，全塔平均推動力也隨之增大。典型例題例1、在填料層高度為5.67m 的吸收塔中用清水吸收空氣中的氨，已知混合氣體含氨為 1.5%（體積），入塔氣體流率 G=0.024Kmol/m2.s ，吸收率為 98%，用水量為最小用量的 1.2倍，操作條件下的平衡關系為 y=0.8x 。求所用的水量和填料層的體積吸收總系數。（浙大97）解:y2=y1(1-A)=0.015(1-0.98)=0.0003L=1.2V(L/V)min=1.2V(y1-y2)/(y1/m)=1.2VmA =1.20.0240.80.98=0.022kmol/m2sS=mV/L=0.85例2、在填料層高度為 3m 的常壓逆流吸收塔內，用清水吸收混于空氣中的NH3 。進入塔底的混合氣含NH3 5%（體積，下同），塔頂尾氣含 NH3 0.5% ，吸收因數為 1 。已知在該條件下氨水系統的平衡關系可用 y=mx （ m 為常數）表示，且測得含氨1.77%的混合氣體與水充分接觸后，水中氨濃度為 18.89g/1000g 水。試求：（1） 該填料塔的氣相總傳質單元高度m （2）填料的等板高度（清華95 ）解:y*=0.0177 x=(18.89/17)/(18.89/17+1000/18)=0.02 m=0.0177/0.02=0.9 S=1 ym=y2 NOG=(y1-y2)/y2=y1/y2-1=0.5/0.05-1=9 HOG=Z/NOG=3/9=0.33 HETP=HOG=0.33例3、.某逆流吸收塔用清水吸收丙酮空氣的混合氣中的丙酮.原工況下,進塔氣體中含丙酮1.5%(摩爾分率,下同),操作液氣比為最小液氣比的 1.5倍,丙酮回收率可達99%,現氣體入塔濃度降為 1.0%,進塔氣量提高20%,吸收劑用量,入塔濃度,溫度等操作條件不變,已知操作條件下平衡關系滿足亨利定律,總傳質系數 KYaG0.8 .試求:(1) 新工況下的丙酮回收率（2）若仍將回收率維持在99%,則新工況下所需填料層高度為原工況的多少倍? （清華97/10）6解:低濃度吸收,可近似認為 Y=y;X=x(1) HOGNOG=HOGNOG 例4、某吸收塔填料層高4m,用水吸收尾氣中的有害組分 A。在此情況下測得的濃度如圖所示：y2=0.004,x1=0.008。已知平衡關系為 Y=1.5X。求：（1） 氣相總傳質單元高度 （2） 操作液氣比為最小液氣比的多少倍？ （3） 由于法定排放量規定 y2 必須小于0.002， 擬將填料層加高，若液氣比不變，問填料層應加高多少？（4） 畫出填料加高前后吸收操作線的示意圖。 (清華98/15) 7解(1)Y1=y1/(1-y1)=0.0204 Y2=0.00402 X1=0.008/(1-0.008)=0.00806 =2.03/1.2=1.69(2) S=mV/L=1.5/2.03=0.74 HOG=HOG=1.47m Z=1.474.70=6.9m 塔高增加了 6.9-4=2.9m概念題填空:1. 吸收操作的目的是_,依據是_。2. 脫吸操作是指_,常用的脫吸方法是_等,脫吸操作又稱為_的再生.3. 亨利定律是_溶液的性質,而拉烏爾定律是_溶液的性質,在_的條件下,二者是一致的.4. 雙膜理論的要點是(!)_ _(2)_(3)_.5. 公式1/Kg=1/kg+1/Hkl成立的前提條件是_.若用水吸收某混合氣體中的溶質NH3,則傳質阻力主要集中在_膜,其傳質過程屬于_控制. 6. 在填料塔的設計中,有效填料層高度等于_和_乘積,若傳質系數較大,則傳質單元高度_,說明設備性能_.,傳質單元數僅與_和分離要求有關,反映吸收過程的_.7. 用純溶劑吸收某溶質氣體,要求回收率大90%,若要將其提高到95%,最小液氣比應變為原來的_.若采用增大壓強的措施,壓強應提高到原來的_.8. 分析下列因素變化對吸收率的影響: (1)降低吸收溫度 (2)氣體處理量增大一倍 (3)溶劑進口濃度增加 第八章 氣液傳質設備1.課堂教學:板式塔 (1)板型及其流體力學性能 (2)浮閥塔設計 (3)塔板效率2.課堂教學:填料塔3.電化教學:板式塔(上.中.下)4.傳質設備模型觀摩概念題板式塔部分：1、評價塔板性能的標準是： 、 、 、 、 。2、常見塔板有泡罩、篩板和 三種，評價塔板優劣有多項標準，對不同的情況有不同的側重點。對減壓塔精餾通常強調 要小；對沸點差小的物系統常強調 要高；而對操作負荷經常變化的情況則強調 要大。3、塔板負荷性能圖中有 條線，分別是 、 、 、 、 。塔板上氣液兩相接觸狀態有： 、 、 三種。4、某篩板塔上升蒸汽量為1000m3/h,氣體平均密度為1.2kg/m3 ，開孔率為10% ，問塔徑應設計為 m。答：取浮閥動能因子F0=10 由開空率得： 填料塔5、影響填料塔泛點氣速的因素有： 。填料塔等板高度HETP的定義是： 。氣液兩相在填料塔內逆流接觸時， 是氣液兩相的主要傳質面積。6、簡述填料塔的泛點與載點。7、填料塔是連續接觸式氣液傳質設備，塔內 為分散相， 為連續相，為保證操作過程兩相的良好接觸，故填料吸收塔頂部有良好的 裝置。8、當填料塔操作液氣比達到泛點氣速時， 充滿全塔空隙，此現象稱為 ，此情況下 急劇升高。 第四章 液-液萃取內容提要1、目的：分離液體混合物。2、依據：混合物中各組分在同一溶劑中的溶解度不同。3、三角相圖：圖中點、線、面的意義；坐標的讀法。溶解度曲線與平衡聯結線。溫度對溶解度及平衡聯結線的影響：通常，物系的溫度升高，溶質在溶劑中的溶解度加大，反之減小。溫度升高，分層區面積減小 。溫度改變，聯結線的斜率也會改變，而且可能引起物系類型的改變。4、杠桿規則：杠桿規則的本質就是物料恒算。是物料恒算的圖解表示方法。5、萃取劑的選擇（1） 選擇好。選擇性是指萃取劑S對原料中兩個組分溶解能力的差異。可用選擇性系數表示。選擇性系數愈大愈易分離。 選擇性系數定義為： 式中 y組分在萃取相E中的質量分率；x組分在萃余相R中的質量分率。（2） 萃取劑與稀釋劑的互溶度小。互溶度愈小，分層區面積大，可能得到的萃取液的最高濃度較高。互溶度愈小愈有利于分離。（3） 萃取劑要易回收，經濟性好。（4） 萃取劑的物性，如密度差要大，可加速分層。表面張力要適中。粘度低。化學穩定性好等。6、萃取過程的圖解計算（1） 單級萃取（2） 多級逆流與錯流萃取的理論級數計算法（3） 萃取劑的最小用量7、典型的液液萃取設備：如轉盤塔。 第五章 干燥 內容提要一、 濕空氣的性質1、 濕度H(kg H2O/kg干空氣)：總壓一定時，與空氣中水汽的分壓呈一一對應關系。2、 相對濕度：表示濕空氣的不飽和程度。相對濕度越小，干空氣的吸水能力越大，即干燥能力越大。3、 焓（KJ/kg干空氣）：是一相對值。在此以0的干空氣和0液態的水為基準態。4、干球溫度t5、濕球溫度tw：用濕球溫度計測量。是空氣狀態的函數。6、 露點溫度td ：將濕空氣等濕度冷卻達到飽和時的溫度。7、 絕熱飽和溫度tas ：絕熱增濕達到飽和時的溫度。數值大小近似于濕球溫度。飽和空氣不能作為干燥介質，且t=td=tw 。不飽和空氣ttwtd。表示空氣狀態的各參數并不是相互獨立的。只要已知其中兩個獨立變量，就可求出其它的變量。為便于計算，常用HI或tH圖求解有關參數。二、HI圖的應用注意幾個特殊過程在HI圖的表示過程。如等焓過程、加熱或冷卻、兩股氣流的混合等。三、 燥過程的物料恒算與熱量恒算有關概念：干基含水量、濕基含水量、熱效率、等焓過程。四、 干燥中的平衡關系與速率關系1、 平衡水與自由水2、 結合水與非結合水及其確定3、 等速干燥階段與降速階段4、 臨界含水量及其影響因素。典型例題:例1、物料衡算與熱量衡算在連續干燥器中將物料自含水量為0.05干燥到 0.005 （均為干基），濕物料的處理量為1.6kg/s，操作壓強為 1.103KPa 。已知空氣初溫為20，其飽和蒸汽壓為2。334KPa，相對濕度為0.5 ，該空氣被預熱到125后進入干燥器，要求出干燥器的空氣濕度為0.02KgH2O/Kg絕干氣。假設為理想干燥過程，預熱器熱損失可忽略，試求：（1） 空氣離開干燥器的濕度（2） 絕干空氣的消耗量，Kg/s干燥器的熱效率。(天大97/8)解：GC=G1（1-w1）=1.6(1-0.0476)=1.52kg/sI1=(1.01+1.88H0)t1+2490H0 =(1.01+1.880.007)125+24900.007=145.3kJ/kgI0=(1.01+1.880.007)20+24900.007=37.9kJ/kgI1=I2,H1=H2 t2=(145.3-24900.024)/(1.01+1.880.024)=81Q=L(I1-I0)=431.7KJ/sW=GC(X1-X2)=0.068Kg/s例2、等焓干燥有一連續干燥器在常壓下操作。生產能力為 1000Kg/h（以干燥產品計），物料水分由 12降到 3（均為濕基），空氣的初溫為 25，濕度為 0.01Kg/Kg。經預熱器后升溫到70，干燥器出口廢氣溫度為 45，干燥器進出口空氣焓值相等，試求：（1） 廢氣的濕度(2)空氣的用量（ m3/h，初始狀態下）。（浙大97/10）解：GC=G2(1-w2)=1000(1-0.03)=970kg/h I2=I1 (1. 01+1.88H0)t1+2490H0=(1.01+1.88H2)t2+2490H2vH=(0.772+1.244H0)298/273 =(0.772+1.244298/273=0.856m3/kgLS=L/vH=10185/0.856=1.2104m3/h例3、非等焓干燥用連續干燥器干燥含水1.5%（濕基）的物料，干燥器對濕物料的處理能力 G1=2.56Kg/s，物料進口溫度為 25，產品出口溫度為 35，其中含水 0.2（濕基）。絕干物料的比熱為 1.842KJ/Kg.K，原濕空氣的濕度為 0.0165Kg/Kg，在預熱器內加熱到 95后再送入干燥器，干燥器中不再補充熱量。已知空氣離開干燥器時干球溫度為65，干燥器的熱損失為 586KJ/Kg汽化水。試求：（1）干燥產品流率（2）空氣消耗速率（ Kg干空氣/s）(浙大98/10)解：G1(1-w1)=G2(1-w2) W=G1w1-G2w2=2.560.015-2.530.002=0.03kg/s GC=G1(1-w1)=2.56(1-0.015)=2.52kg/sI1=(1.01+1.880.0165)95+24900.0165=140.0kJ/kg由物料衡算 L(H2-H0)=W (1)由熱量衡算 L(I2-I1)+GCCm(2-1)+QLW=0 (2) I2=(1.01+1.88H2)t2+2490H2 (3)聯立（1）（2）（3）得：L=4.6 kg/s H2=0.023練習題1、物料的平衡水分一定是（ ）A 非結合水分 B 自由水分 C 結合水分 D 臨界水分2、在恒定的干燥條件下，用熱空氣