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1、1-1 6 在习题1-1 6附图所示的水平管路中，水的流量为2.5 L/S.已知管内径4 K5 c m,dz-2.5 c m,液柱高度心一I m.若忽略压头损失，试计算收缩截面2处的静压头。解 水的体积流量 gv=2.5 L/s=2.5 X 1 0-5m 7 s,截 面l处 的 流 速!=j2=L 274 m/s科/。丽截面2处的流速=1.2 7 4 X0.0 50.0 2 5=5.1 m/s在截面1与2之间列伯努利方程,忽略能量损失.P i 4 _ 2 ,/-*-一 ,pg 2 g pg 2 g21fl+会=1+挈=1+0.0 2 5p g 2 21 +0.0 2 5 +发行一居+段 磊截面
2、2处的静压头 儿=一0.2 1 8 m水柱负值表示该处表压为负值，处于真空状态。1-1 7 如 习 题1-1 7附图所示的常温下操作的水槽 下面的出水管直径为跖7 m m X3.5mm,当山水阀全关闭时，压 力 表 读 数 为3 0.4 kP a.而阀门开启后，压力表读数降至2 0.3 kP a设压力表之前管路中的压头损失为0.5 m水柱，试求水的流量为多少m h.解 出水阀全关闭时，压力表读数3 O.4 kP a（表压）能反映出水槽的水面距出水管的高度Ar3 0,4 X 1 0 .4g 港=IF T=3 J m阀门开启后，压力表读数加=2 0.3 kP a（表压）从水槽表面至压力表处的管截面
3、列出伯努利方程，以求出水管的流速a?Zi =2 T 空 +X H,pg 2 gZ|=/i =3.l m,H/=0.5 m 水柱l=2 o j 2 i o i+_ L _+o 51 03X 9.8 1 2 X 9.8 1 0M2=3.2 3 m/s d=0.0 5 m水的流量gv=f u:=-j-X(0.0 5)2 X 3.2 3 =6.3 4 X 1 0-,m,/s=2 2.8 m 7 h 1-1 9 如习题1 1 9附图所示，有一高位槽输水系统，管径为M7 m m X 3.5 m m。已知水在管路中流动的机械能损失为ZA C(L 7 5)2 =7 J 8m高 位 槽 应 升 高7.1 8-5
4、-2.1 8 m1 1-2 0 如 习 题1 2 0附 图 所 示.用 离 心 泵 输 送 水 槽 中 的 常 温 水.泵 的 吸 入 管 为姆2 m m X 2.5 m m,管的下端位于水面以下2 m.并装有底阀与拦污网，该处的局部压头损失为 啮.若 截 面2-2 处 的 直 空 度 为3 9.2 kP a,由1 1 截 面 至2-2 载面的压头损失为12X2 i。试求：（1）吸入管中水的流量.n?/h;（2）吸入口 1 1 截面的表压。解 管内径 4 =0.0 3 2-0.0 0 2 5 X 2 =0.0 2 7 m m，水密度 p=1 0 0 0 kg，m【1-2 3】(1)温度为2。七
5、、流 量 为4 L/s的水，在6 5 7 m m X 3.5mm的直管中流动，试印断流动类型；(2)在相同的条件下，水改为运动黏度为4.4c n f/s的油 试判断流动类型。解(1)J =0.05m.gv=4 X 1 0-3m3,/s,/4000为湍流j U 1.U U 5 X 10(2)v=4.4c m2/s=4.4 X 10*4m2/s雷 诺 数Re =唔舞肆=232V 2O O O为层流U 4.4 A 1U 1-2 7 有一输送水的等直径(内径为“)垂直管路,在相距“高度的两截而间安装一U形管液柱压差计。当管内水的流速为“时.测得压差计中水银指示液读数为R.当流速由增大到“时，试求压差计
6、中水银指示液读数R是R的多少倍。设管内水的流动处于粗糙管完全湍流区.解 从习题2-25与习题2-28可 知.U形管液柱压差计的读数K与两截面间流体流动的 4摩擦损失心成正比，即R 8比。又知道，在粗糙管完全湍流区为阻力平方区，即摩擦损失也与流体流速”的平方成正比，A f O C w2,由上述分析可知R3因此 曷=咚R，=R咚K u u【1-32如习题1-32附图所示，有黏度为1.7m P a s、密度为76 5k g/ms的液体，从高位槽经直径为6 1 1 4 m m X 4 m m的钢管流入表压为0.16 MP a的密闭低位槽中。液体在钢管中的流速为l m/s,钢管的相对粗糙度e/d =0.
7、002,管路上的阀门当量长度。=504,两液槽的液面保持不变，试求两槽液面的垂直距离H。解从高位槽液面至低位槽液面之间列伯努利方程计算H,低位槽液面为基准面。/1=。(表压)，p2=0.16 X 10sP a,两槽流速 口1=%=0,Z|=H,Z z=0,管内流速 u=l m/s,管径 d=0.106 m液体密度 p=76 5k g/n?,黏度=1.7X 10=P a s雷 诺 数.=臂=号第：对65=4 77X 10,湍流,/(/-0.002,查得;1 =0.026 7管 长/=30+16 0=19 0m,阀 的=5 0,高位槽的管入口,=0.5,低位槽管出口,=1,弯头 f=0.75“=与
8、+。与+匈pg d 2g=76 5X 9.181+,0 2 67 X(0：强+5。)+6 5+1+0.7 5 x 2X 9.81=2 3,9 m 1-36如习题1-36附图所示.温度为20寸的水，从水塔用外08mmX4mm钢管.输送到车间的低位槽中，低位槽与水塔的液面差为1 2 m,管路长度为150m(包括管件的当量长度)。试求管路的输水量为多少m)h,钢管的相对粗糙度e =0.002.解 水，1=20七，p=998.2kg/m5,“=1.004X10-,Pa s由伯努利方程，得管路的摩擦阻力损失为 人4Z/h=Hg=12X9.81=118 J/kg:管内水的流速“未知，摩 擦系 数；I不 能
9、 求 出.本 题 属#已 知/=150m、d=0.1m、60a 0.015蕾诺数 g*螺 默 娱T S I。浦流对流传热系数的计算，水被加热，P r 的指数“-0.4a=0.。23 产 =。.。23X 耀X(1.49X”尸 X(7.。2尸=4370 W/(m2 *C)（4-16用冷却水使流量为2000kg/h的硝基藻从355K冷却到3 0 0 K,冷却水由15c升到35七，试求冷却水用量。若将冷却水的流量增加到3.5 n?/h,试求冷却水的出口温度。解 硝 基 笨 流 量gM1=2000kg/h,平均温度 八 二 七 二 二 更 亨 亚=327.5K，比热容5=1.5 8 k J/（k g K
10、）硝基苯的放热星 Q=，）（八 一T2）=碧感X L 58X(355 300)-48.3 kWooOO（D冷却水用量计算 平均温度七；十_15+35=2 5 t22比热容。2=4.179kJ/(kg 1).密度 P=997kg/m,_ Q _ 48.3X3600%=小一八)=4.179(35-15)2080 kg/bq.z 2080 o AA 3 人gv-=W=2.09m/h（2）用水量 Qg=3.5m3/h 时，求 f2=?用水量增大，水出口温度上应降低。先假设水的比热容及密度不变，从上面的计算式可知0”与（上一*）成反比，故2.09x T“1535-15”=26.9 V假设A=26.9C水
11、的平均温度，,=生 要=优 =21。查得水的比热容C,=4.182kJ/(kgr).密度p=998kg/m,计算4 2 -2 =Q?=-Q-,或2 加 P/=15d-3一1工 QP 26 9 C4.182X3.5X998 4b 1与假设相符。4-19用绝对压力为300kPa的饱和水蒸气将体积流量为80m3/h的苯胺从8 0 c加热到l o o t.苯胺在平均温度下的密度为9 5 5 kg/m 3比热容为2.31kJ/（k g-*0）。试计算：Q）水蒸气用量（kg/h），（2）当总传热系数为800W/（m：*C）时所需传热面积。解（D水的比汽化热=2168kJ/kg,苯胺体积流量外二=80n?/
12、h,苯胺吸收的热量为Q=gV2 100X：h 53.3 c -33.3七A J=包!，举3 1p,L Q _ 9.8X10,K r 800X43.3=28.3 m!，CC、士 Z r A t -b r.W i BR+做：小1 1。八-VI Cc、懈 第 击 衅 由 右 底 吕 海 悔 为4-2 0 有-套管式换热器，内 管 为，180mm X 10mm的钢管，内管中有质量流盘为3000kg/h的热水，从90T冷却到6 0 r.环隙中冷却水从201C升到5 0 P.总传热系数K、2000W/(m,C).试求：(1)冷却水用量；(2)并流流动时的平均温度理及所需传热而积 (3 逆流流动时的平均温度
13、差及所需传热面积.解(1)冷却水用11tq v计算热水平均汨度 7,=珥-=9()；6-75 r?=6。七冷水 一二20 h=50C5Z-7 o r-2 =10-A i.=3 0.8 X：传热面枳 3)逆流传热面积AA_ Q _3.77X10i/3600_1 7K 22000X3078L7热 水/90七-八一601r；=501C-，20 t 冷水 匕=40 =3 5 0 X(3)2=8 4 3 W/(m2 K)K，一-axa-z _ 280 04X38 4-3 _ 1 6c2 W/(m:-KU)、小 区=比 专 产 =0.2 7 6增加2 7.6%1 2 7增大a小 者.对 增 大K有利.%=
14、智 亚-4 0 VA=q=/1。：K 7,3 7 H=2.07 m2【4-28】有一钢副套代式换热器.质盘流址为2000k/h的卷在内管中，从80tC冷却到5 0 1 c.冷却水在环隙中从15七升到3 5 T.已知茶对管壁的对流传热系数为600W(mK).管壁对水的对流传热系数为】000W/(m，K)计算总传热系数时.忽略管壁热阻 按平计算.日回答卜列问题：(1)计算冷却水消耗M，(2)计算并流流动时所需传热面枳,(3)如改变为逆流流动，其他条件相同.所需传热面积将有何变化？线总传热系数K的计算.已知 G=600W/(m-K).a,-1000W/(m K)*热负荷K苦 解搬eW/(m K)=8
15、(TC.T,=50V.丁.=G，-1.86X10JJ/(kg K),g2000kg/hQ.嬴x-T,)86X10JX(80-50)=3.IX 04 W3b。(1)冷却水消耗成“=15匕，=3 5 T,CH=4.179X101 J/(kg K)(2)3.1X1O4X36OO，口.179X10。(35-15)并流的传热面积A1335 kg/h，：=一力=80 15=6510,/,T,-r,-5 0-3 5-1 5 *C一 =6 5 7 5啥 噂AA_ Q 3.IX101 o,K ZU-375X34.l 2-4 m(3)逆渔时的传热面积AAZ LTI-80-35-4 5 t,M 50 15=35 V
16、【4-30】在一套管式换热器中 用120匕的饱和水蒸气在环隙中冷凝放热.使内管中湍流流动的流量为3000kg/h的策 从2 0 1加热到8 0 P.当流量增加到4500kg.h时，只能从2rC加热到7 6-C.试计算换热器的传热面积和流量为4500kg/h时的总传热系数K.计算时，水蒸气冷凝的a值取用8000W/m。K).可忽略管壁热阻及污垢热阻，并可当平壁处理.解荒的流量=3000kg/h 时水蒸气 T=120C苯 Z】=2OCT=120*C一 =80*C-10040.r.=100工笨的流量g：=4500kg/h时水蒸气 T=1 2 0 fA4=40P A%,100 以 1l nloT-1
17、2 0 T苯，】=20匕必 7 6 人，=1口=68 2 PA/a=44,100 bb./Ll n7 T/1=100*C传热速率方程Q=K A M,=4C,(“一A)Q KAZm qS-0)K X 68.2_ 45OO(76-2O)KX65.5-3000(80-20)K _45X56X65.5T-30X 60X 68.2=1.344苯的流速与流量的关系 _ q：_4500u qm 30001.5苯的对流传热系数a与流速“的关系+二传)=(1.5)2=1.383总传热系数K与传热管内外两侧的对流传热系数q与%的关系为仆4小 二 二6 O o 1 383al a。a.=8000 W/(m2 K)K
18、；以1 丁.耐11 11.383谢 丁 8000=1.344解得 q=656 W/(m2 K)故K=-r=-r-=815 W/(m3 K)1 ，i I i1.383 i 1.383X656 8000由Q=KA匚=q/c,(4-)，求传热面积用平均温度、=幺 笋=50匕查得苯的比热容c,=l.78X103J/(kg K)3600X 1.78X X(76-20)K815X68.2=2.24 m2第 六 章 蒸 ig 6-8 由正庚烷与正辛烷组成的溶液在常压连续精镯塔内进行分离。原料的流蜃为5000kg/h.其中正庚烷的质量分数为0.3.要求储出液中能回收原料中88%的正庚烷，釜液中正庚烷的质量分数
19、不超过0.05。试求馋出液与釜液的摩尔流量，及镭出液中正度烷的摩尔分数.解 先将质量流量换算为摩尔流量，质量分数换算为摩尔分数，再作物料衡算.正 庚 烷（G H Q的摩尔质量MA=100kg/kmoh正 辛 烷（Q H”）的摩尔质量MB=114kg/kmoL0.3100 1140.05V.V U I V.J7UToo-.原料的平均摩尔质量为100X0.328+114(1-0.328)=109.4 kg/kmol原料的摩尔流量 F =4 5.7 k m o l/h将 已 知 数 小=0328（摩 尔 分 数 八xw-O.0566（摩尔分数）及F=45.7kmol/h代入慵出液采出率计算式D xp
20、-jcwF xD-xwD _ 0,328-0.056645.7 XD-0.0566(1)并代人馆出液中正庚烷的回收率表达式拜=0.8845.7X0.328a0,88(2)由 式（D与式To=0.948.釜液流at（2）求 得 慵 出 液 流 房D=13.9kmol/h端 出 液 中 正 庚 烷 的 摩 尔 分 数W=F-D 45.7-13.931.8 kmo!/h【6-1 0】在一连续操作的精情塔中分离米-甲苯混合液.原料液中素的组成为0.2 8 （摩尔分数）.储出液组成为0.9 8 （摩尔分数）.釜液组成为0.0 3 （摩尔分数）.新墙段上升蒸气的流量V=1 0 0 0 k m o l/h,
21、从塔顶进入全凝器，冷凝为泡点液体，一部分以回流液L进入塔 剩余部分作为修出液D采 出.若 回 流 比R =L5,试回答下列问题：（1）计算端出A9.TC习M6 9附图液 流 量 D 与相信段卜降液体流量L，2 计算进料凝尸及塔釜釜液采出It W：（3）苦进料为胞和液体.计算提博段下降液体沌同口与上升然二流量V,（!）必从塔H 进入金祗器的蒸气温 度 为82匕.依 求 塔 顶 的 操 作 压 力.茶 叮 甲 笨 的 饱 和 蒸 气 压 用 A nioinc力 线 计 算.M il W式 见 例 6 2.解（1）巳知 V-lOOOkmol/h.R 1.5制出液流植 2 A3 一 点 招 400km
22、 ol/h精怖收下降液体流*L V D 1000-400 600 kmol/h（2）已知上，一0.28 xo-0.98,0.03.D U 0 0 k m o l/h.代入式D _ h l h wF xu xw求得进料潦量 F=l5 2 0 km ol/h釜液采出量 W=F-D=1 5 2 O400-1120 km ol/h；-1 0 7.39kPa甲聚耳一 4158kPn用露点与汽相组成的关系式。：P-P；计 算 出 已 知y=0.984L 58 _Q 98p 107.39-41.58解得操作压力 2=105.3 kPa6-1 1 1 在一连续操作的精够塔中分离苯甲苯溶 液.进料量为100km
23、 ol/h,进料中不的组成为0.4（摩尔分数），饱和液体进料。腐出液中苯的组成为0.95（摩尔分数），釜液中苯的组成为0.04（摩尔分数），回流比R=3.试求从冷凝器回流入塔顶的回流液摩尔流量以及从塔釜上升的蒸气摩尔流量.解 已知 F=100kmol/h,jrF=O.4,zD=0.95,xw=0.0 4,镭出液流量Dr，=FcX-f-x-=1i0c0c xXz 0-.4-0.04.人 0 i,/L-r .=39.6 kmol/hZ p-H W 0.950.04回流液流量 Z.=RD=3X39.6=119 kmol/h塔釜上 升 蒸 气 流 量 因饱和液体进料，则V=V=（R+1）D=（3+1）
24、X39.6=158 kmol/h 6-1 3 在一常压下连续操作的精播塔中分离某双组分溶液.该物系的平均相对挥发度a=2.9 2.（】）离开塔顶第二理论板的液相组成4 =0.75（摩尔分数），试求肉开该板的汽相组成（2）从塔顶第一理论板进入第二理论板的液相组成4 =0088（摩尔分数），若精谣段的液-汽比L/V 为 2/3,试用进、出第二理论板的汽液两相的物料衡算，计算从下面第三理论板进入第二理论板的汽相组成，如习题6-13附图所示；（3）若为泡点回流，试求塔顶回流比R;（4）试用精慵段操作线方程，计算镭出液组成HD.解（D因为是理论板，X与 h为平衡关系.用相平衡方程从工2no.75计算”.
25、2 2.92X0_ 75 _n Q,必 l+(a 1)4 l-+-(2.92-l)X 0.75(2)已知4=0.88,x2=0.75.”=0898.L/V=2/3,求”.第二板易挥发组分的物料衡算为一1 2)L,、g=2 -y (X|-X2)=0.898-j (0.88-0.75)=0.811（3）计算回流比K R=L=2R+l V 3,R 2（4）精储段操作线方程R.ND将 N I=O.8 8、“=0.898 及 R =2 代 人，求 得ND=0-934 6-14在一连续操作的精懦塔中分离某双组分溶 液.其进料组成为0.3,爆出液组成为0.9 5,釜液组成为0.0 4,均为易挥发组成的摩尔分
26、数.进料热状态参数g=l.2,塔顶液相回流比R=2.试写出本题条件下的精储段及提段操作线方程.解（1）精谭段操作线方程已知R=2、沏=0.95v=R-H+HQ N.2,=+。:=0 667x4-0 317 R+l R+i 24-1 2+1 u.b b/H.u.s，（2）提情段操作线方程 已知4=0.3、工B=0.95、xw=0.04.R=2、q=1.2,计算塔釜汽相回流比R.R=（R+1产二必+Q-1）红 二 工 工XD XF XDXF=（2+1）0.3-0.。4+（J1#9 5:0：。&=1 48U 1；0.95-0.3 U，Z l）0.95-0.3尸_R丁+工l一 斤xw一_ 1F.48荷
27、+1工一0E.04T_.6 8 x0.-A0 297_4、av&x*xv 6-15某连续操作的精幅塔，泡点进料.已知操作线方程如下，精储段 y=0.8 z+0.172提悔段=1.3 x-0.018试求塔顶液体回流比R、墙出液组成、塔釜汽相回流比R、釜液组成及进料组成，解（1）回流比R精镭段操作线方程的岛=0.8,求得R=4.（2）溜出液组成处精镭段操作线方程的普=0.1 7 2,求得4=0.86（摩尔分数）.（3）塔釜汽相回流比R由提懦段操作线方程的，4=1.3,求得R=0.333（4）釜液组成NW由提镭段操作线方程的,=0.0 1 8,求得加=0.06.（5）进料组成到泡点进料时 g=l,将
28、 R=4、xD=0.86,R=0.333、xw=0.06,g=l 代入式x o-xr xt）-x r求得xF=0.38另一解法：因泡点进料，则g线为垂直线，两操作线交点的横坐标为了0由精谣段操作线 =0.8 4+0.172与提福段操作线 F=1.3xr-0.018联立求解，可得xF=0.386-1 7 想用一连续操作的精溜塔,分离含甲醉 3摩尔分数的水溶液 要求得到含甲醇0.95摩尔分数的溜出液及含甲醇0.0 3摩 尔 分 数 的 釜 液.回 流 比R=1.0,操作压力为 101.325kPa.在饱和液体进料及冷液进料（/1.07）的两种条件下，试用图解法求理论板数及加料板位置.10L 325
29、kPa卜 的甲酹水溶液相平衡数据，见附录解 已知5=0.3,工。=0.95,xw=0.03,R=l.（1）饱和液体进料，9=1精溜段操作线在y轴上的截距为_XD_O95=O 4 7gR+1 1+1 9=1.g线 为 通 过 期=0.3的垂直线。如习题6-17附 图1所示.理论板数为11（包括蒸播釜），加料板为第8板.（2）冷液进料.g=1.07精播段操作线在v轴上的截距为-215=o 475R+1 1+1 5 4 0，、八习腮6-17附图1 一1 05由p=0 49最小回流比R 一丸一加_0 97-0.49一彳一4 _ 0.49-0.282.29 7-5 空气的总压 力 为101.3kPa,干
30、球温度为2 0 C,湿 球 温 度 为15匕.该空气经过一预热 器.预热至50匕后送入干燥器。热空气在干燥器中经历等效降温过程.离开干燥器时相对湿度,=8 0%.利 用/-H图，试求：（1）原空气的湿度、露点、相对湿度、结及水汽分压；（2）空气阈开预热器的湿度、相对湿度及培；（3）100n?原空气;经预热器加热，所增加的热量；（4）离开干燥器时空气的温度、结、露点及湿度；（5）lOOnd原空气在干燥器中等焙降温增湿过程中使物料所蒸发的水分量.解 空气总压/=101.3 k P a.干球温度，=2 0 1.湿球温 度，”=15七.（D原空气的湿度H,0.0085kg水/k g干 气.露点3=12
31、*C,相对湿度外=60%，增，=43kJ/kg干气，水汽分压外,=L3kPa.2）空气离开预热器的温度，-5 0 T,求 得 湿 度 乩=”。=0.0085kg水/k g干气，相对湿 度0 =1 2%,熔 人=72kJ/kg干气.-29=0.844 m 湿气/kg 干气100m1原空气在预热器所增加的热用为Q=1 2 2（/1-/O）=3J 0 0 X（72-43）=3436 kJV H 0.844（4）空气在干燥器中为等熔降温增湿过程，离开干燥器时，已知相对湿度玄=80%,求得温度G=2 7 1,玷/：=72kJ/kg干气，露点，：=2 4 t,湿 度 氏=0.。18kg水/k g干气（5）
32、100m，原空气.在干燥器中，等焙降温增湿过程中，使物料所蒸发的水分量为W=（H：-）=0.018-0.0085）=1.126 kg 水U.o441 7-9】某干燥器的湿物料处理量为1 0 0 k g湿料/h,其湿基含水量为1 0%（质量分数），干燥产品湿基含水量为2%（质量分数）.进干燥器的干燥介质为流量5 0 0 k g湿空气/h、温度8 5匕、相对湿度1 0%的空气，操作压力为1 0 1.3 k P a.试求物料的水分蒸发量和空气出干燥器时的湿度H,.解操作压力p=1 0 1.3 k P a湿物料处理盘L,=1 0 0 k g湿料/h,湿基含水量叫=0.1.干基含水情为X巴1-=工=三1
33、 l-w（1-0.1 0.9产品湿基含水量g=0.0 2,干基含水量为Y ；_ 0.020.0 20 2-0 7 9 8 1）物料的水分蒸发敏W湿物料中绝干物料的质限流量为L c=L1（l-w1）=1 0 0（l-0.1）=9 0 k g 干料/h水分蒸发量为卬一及（乂 一 乂）-9 0（自!一 麒）3 8.1 6 k g 水分/h 2）空气出干燥器时的湿度H.计算空气的流鬓为5 0 0 k g湿空气/h,温度，=8 5七时，水的饱和蒸气压A=5 8.7 4 k P a.相对湿 度.=0.1空气进干燥器的湿度氏=0.6 2 2 4=0.622Xld l.3-F l8 7 4-0 3 8 3 k
34、 g 水 干气干空气的质量流盘为=5 0。=5 0 07 m -0.0 3 8 3+1=4 8 2 k g 干气/hH:的计算如下W=G（“2 H】）2 =2+乩=自/+0.0 3 8 3 =0.0 5 5 2 kg 水/kg 干气（J 4 oZ7-1 0 某F燥器的生产能力为700kg湿料；h,将湿物料由湿基含水果 -420弓 一 一 黑)一302 kg 水分，h空气温度“=2 0 C,相对湿度=0.4,从L H图 上 行 得 湿 度=O.OO57kg水/kg干气.经预热器加热，温度升到八一 lo o t，湿度未 变 为必=H=0.0057kg水/k g干气，.-116kJ/kg 干气.空
35、气 从 干 燥 器 出 来 时 的 相 对 湿 度 已0.6,从空气进干燥器的状态点】沿/116(kJ/kg干 气)的 等/线 直 到6一0.6时，空气出干燥器的湿度：0.029kg水/kg干气.空气消耗越 G _ 二 -3 =3.6 k g干气/仝 加托出 u Hj-H c o.029-0.0057 R k预热器的加热片为Q,=GcH(/,-)=3.6X(1.01+1.88H4)(t,-z,)=3.6(1.01+1.88X0.0057)(100-20)=294 kW 7-1 3 在恒定干燥条件下，将 物 料 从X i-0.33kg水/k g干料，干 燥 至Xz=O.09kg水/k g干料，共 需7 h,问继续干燥至X；=0.07kg水/k g干料.再需多少时间？已知物料的临界含水信为0.16 k g水/k g干料，平衡含水量为0.05kg水/k g干料(以上均为干基含水量).降速阶段的干燥速率与物料的含水量近似呈线性关系.解 已知X i=0.33kg水/k g干料，X c=0.16kg水/k g干料X：=0.0 9kg 水/kg 干料，X。=0.05kg 水/kg 干料ri+r,=7h干燥时间计算式为r.=-(X,-X,)Aut3念n(筹 条)”（亨江A”（一）