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三传热计算定态传热1、设计型：求传热面积S2、操作型：换热调节及换热器校核已知：S（n，d，L），物性（CP，），污垢热阻RSI，RS0，流量（Wh，WC），冷热流体的进出口温度。求：当某侧流体的流量或某一进（出）口温度变化，或换热器清洗后，或流动方式改变或两换热器的组合方式改变时，其它参数如何变化？第一类：求两个温度第二类：求物流量或某一温度 例如：冷流体的流量变化不仅会引起热负荷变化，还会引起传热速率式中传热系数和传热推动力的变化，以达到新情况下热负荷与传热速率的平衡。两种极端情况： 逆流 A 冷热 ，冷流体流量增大，K值基本上不变。B 原先的t2-t1很小，即使WC增大，tm变化亦很小。传热速率方程式线性化热量衡算式t2=t1+Rh（T1-T2）b由a ，b两式联合求解可得出口温度T2，t2。（第一类 ）对于第二类，由于a式右侧包括待求未知数，乃非线性方程，需试差求解。3、传热单元数 热效率法将a式左侧分子分母处理后得：热效率逆流当 R=1时，T1-t2=T2-t1 并流当R=1时，一侧相变时4、非定态传热 待求函数一般为累计传热量Q或物料温度T与时间的关系。仍使用传热衡算式和传热速率式。5、辐射传热黑体、白体、透热体和灰体斯蒂芬波尔斯曼定律角系数测温误差的来源？如何减小测温误差？如何减小辐射散热？典型例题冷凝冷却器有一逆流操作的热交换器，用15的水冷却过热氨蒸汽，氨气温度为 95，流率为 200kg/h，氨气在热交换器中冷却。冷凝液在饱和温度（30）下派出。在冷却冷凝过程中，热交换器各界面上氨气与水的温度差最小处不允许小于 5。求冷却水用量及水最终出口温度？已知 90，0氨气的焓分别为 1647,1467KJ/kg,30液氨的焓为 323KJ/kg，水平均比热为 4183J/kg。(清华95)换热器的操作与调节一套管换热器用 133的饱和水蒸汽将管内的氯苯从 33加热到 73，氯苯流量为 5500Kg/h。现因某种原因，氯苯流量减少到 3300Kg/h，但其进出口温度维持不变，试问此时饱和蒸汽温度应为多少才能满足要求？此时饱和水蒸汽冷凝量为原工况的百分之几？（设两种工况下的蒸汽冷凝热阻，管壁热阻，垢层热阻及热损失均可略，且氯苯在管内作湍流流动，忽略两工况下蒸汽汽化潜热的变化）(华化98/20)换热器的串并联问题某厂现有两台单壳程单管程的列管式空气加热器，每台传热面积为A0=20m2 （管外面积），均由128根 252.5mm的钢管组成。壳程为 170的饱和水蒸汽冷凝（冷凝潜热为r=2054KJ/kg），凝液不过冷。空气走管程，其入口温度t1 =30 ，流量为4500kg/h 假定空气的物性参数不随温度、压力变化，可视为常数，分别为CP=1.005KJ/Kg.K， =1.06Kg/m3 ，=20.110-3cp ,=0.029w/m.k。热损失可略，管内湍流时空气的对流给热系数可用下式计算： Nu=0.02Re0.8 。（1） 若两台换热器并联使用，通过两台换热器的空气流量均等，试求空气的出口温度t2()及水蒸汽的总冷凝量 m1(kg/h)（2） 若两台改为串联使用，试求此时空气的出口温度t2()及水蒸汽的总冷凝量 m1(kg/h)。（3）试比较并联及串联时传热效率的大小，并求两情况下总传热能力的比值 Q串/ Q并。解:非稳态传热问题有一带夹套的反应釜，釜内盛有某反应液。反应液的初始温度为 20。釜内液体由于剧烈地搅拌可认为温度均一。反应液需加热到 80进行反应。（1） 若夹套内通以 120的蒸汽加热，已知前 10分钟反应液的温升为 60，则反应液由初始温度加热至反应温度需要多少时间？（2） 若夹套内通以进口温度为 120的热流体加热，前 10 分钟反应釜的温升同样为60，则反应液由初始温度加热到反应温度需多少时间？（热流体无相变）(华化96/20)解(1)热流体有相变时 (2)热流体无相变时 第五章蒸发(略)第六章精馏主要内容一. 两组分混合物的汽液平衡 精馏的依据是相对挥发度的差异相对挥发度为:理想溶液气相为理想气体时泡点方程露点方程安托因方程二.精馏塔的计算 1.描述精馏过程的一般方程: 物料衡算 焓衡算 相平衡方程 传热速率方程 传质速率方程 归一方程2.简化计算的两个假定: 理论板假定-去除了传热传质速率方程 恒摩尔流假定-去除了焓衡算方程 3.计算二元精馏理论塔板数需知的参数 进料状况 F,xf,q 分离要求 xD,xw或回收率 相对挥发度 塔内操作参数 回流比 R4.有关计算方程全塔物料衡算方程 F=D+W Fxf=DxD+Wxw相平衡方程精馏段操作线方程 提馏段操作线方程进料热状态线方程 全回流时,R趋于无穷大.最小理论板数为 最小回流比 Rmin适宜回流比 R=(1.1-2.0)Rmin莫弗里板效率再沸器和分凝器相当于一块理论板,板效率为 1 .三、精馏计算内容 求塔顶,塔底产品量,组成或回收率 求回流比,最小回流比 求板效率 求塔板数(板数少时或用捷算法) 求精馏段,提馏段操作线方程 求离开某板(一般为塔顶,塔底,进料处)的汽液相组成1、 精馏概念题中的分析题设计型(xD,xw一定):定性分析某参数变化后,理论板数如何变化操作型(NT一定):定性分析某参数变化后,分离情况(xD,xw)如何变化要使精馏塔正常操作,应满足以下两个方面的要求(1) 进料量,组成及产品量,组成间满足物料衡算关系.否则即使塔板数再多,效率再高,也得不到合格产品。(2) 足够多的理论板及较高的板效率,否则即使满足物料衡算,理论板数不够仍得不到合格产品。NT一定,xDmax为全回流下的产品浓度。（见下图）R一定,xDmax为理论板数为无穷大时的浓度，同时受物料恒算的限制。2.计算题的塔型半截塔(提馏塔，精制塔)一块板或两块板的塔双塔联合操作无限多块塔板3.操作条件分凝器直接蒸汽加热冷回流多股进（出）料调节(求最大回收率) 典型例题逐板法求理论板的基本思想有一常压连续操作的精馏塔用来分离苯-甲苯混合液，塔顶设有一平衡分凝器，自塔顶逸出的蒸汽经分凝器后，液相摩尔数为气相摩尔数的二倍，所得液相全部在泡点下回流于塔，所得气相经全凝器冷凝后作为产品。已知产品中含苯0.95（摩尔分率），苯对甲苯的相对挥发度可取为2.5 。试计算从塔顶向下数第二块理论板的上升蒸汽组成。（浙大94/12）解: R=L/D=2板数较少塔的操作型计算拟用一 3 块理论板的（含塔釜）的精馏塔分离含苯50%（摩尔分率，下同）的苯-氯苯混合物。处理量F=100 Kmol/h ，要求 D=45 Kmol/h 且 xD84%。若精馏条件为：回流比R=1 ，泡点进料，加料位置在第二块理论板，=4.10 ，问能否完成上述分离任务？（浙大96 ）解：W=55kmol/h 精馏段操作线方程：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 所以不能完成任务。一块板的塔计算在一块理论板和再沸器组成的精馏塔中，对苯-甲苯混合物进行分离。已知=2.5，F=100 Kmol/h,xf=0.15（摩尔分率，下同）饱和液体加料在第一块板上，分离要求为 xD=0.25，xw=0.06。试求： （1）塔顶，塔底的产量 D ， W （2）回流比 R （浙大 97/15）解：（1）F=D+W (1) Fxf=DxD+Wxw (2) 联立（1）（2）得 D=47kmol/h W=53kmol/h 在再沸器与板间作物料恒算得： Fxf+(L+D)yw=(L+F)x1+DxD 由上式得 L=108.5kmol/h R=L/D=108.5/47=2.3板效率的计算某精馏塔具有一块实际板和一只蒸馏釜（可视为一块理论板）。原料予热到泡点，由塔顶连续加入，F=100 Kmol/h， xf=0.2（摩尔分率，下同）。泡点回流，回流比 R=2.0系统相对挥发度=2.5。今测得塔顶馏出量D=57.2Kmol/h ，且 xD=0.28 ，试求：（1） 塔底出料量W及浓度 xw （2） 该塔板的莫弗里效率 EMV 和 EmL （华化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概念题1. 精馏操作的目的是_,某液体混合物可用精馏方法分离的必要条件是_。对于存在恒沸物或相对挥发度等於1的液体混合物需用_精馏方法分离,其基本原理都是_。2. 描述任一精馏过程的数学方程有_ _、 、 、 。在 _和_假定的条件下,以上方程构成的方程组可转化为_和_方程构成的方程组。3. 在精馏塔的设计中,最小回流比是指_时的回流比.若增大回流比,则精馏段L/V_,提馏段L/V_,完成同样分离要求所需的塔板数减少,但它是以_的增加为代价的.回流比的调节是通过_实现的.4. 进料热状态参数q的物理意义是_,对于饱和液体其值等于_,饱和蒸汽q等于_。5. 用直角梯级法(图解法)求解理论板数的前提条件是_,该前提的主要条件是 _。6. 板效率是对_假定的修正,对于分凝器或再沸器,单板效率等于_。7. 对于一投产的精馏塔,保持D/F,进料状态q不变,若增大回流比R,则塔顶流出液组成xD_,塔釜流出液组成xW_。xD的最大值是在_条件下求出的,与塔的分离能力无关,受_的约束.8. 间歇精馏的特点是（ ， ）。按操作方式可分为恒回流比操作和（ ），前者计算理论板时，其基准态取（ ）态，而后者取（ ）态。9精馏段操作线方程：yn+1= R/(R+1)xn + R/(R+1)xD 提馏段：yn+1=(L/V)xn - (L/V)xw g线方程：y=g x/(g-1) xf/(g-1) 第七章 吸收主要内容一.低浓度气体吸收的相平衡关系-亨利定律 难溶气体的E值大,易溶气体的E值小.E值随温度的升高而增大.m值的大小与温度成正比,与总压成反比 . 二.分子扩散模型1. 等分子反向扩散:其代表操作为满足恒摩尔流假定的精馏操作。2单向扩散（一组分通过另一停滞组分的扩散）其代表操作为吸收。3扩散系数：三对流传质理论1 双膜理论（1）界面上气液浓度满足相平衡 （2）界面两侧存在一有效滞流膜，膜内传质为分子扩散。 （3）膜外浓度梯度为零，无传质阻力。2 表面更新理论3 溶质渗透理论四吸收速率式易溶气体H很大，1/KG1/kG ，气膜控制。难溶气体H很小，1/KG1/kL，液膜控制。五吸收塔填料层高度的计算1吸收操作线（逆流）吸收过程中V,Y1由上道工序给定,Y2由吸收率决定,X2由解吸情况决定,故吸收液的浓度X1根据吸收剂用量的大小来定。2吸收剂用量的确定当平衡线为直线时若纯溶剂吸收，X2=0，且吸收剂为最小用量的倍，吸收率为：4 填料塔的设计型计算-求塔高Z5 影响HOG的因素1） 单位塔截面的气流量V/2） 总阻力1/KY3） 有效比表面积a（单位体积填料层所提供的有效接触面积）NOG（分离要求/平均推动力）总之填料层高度与气液负荷、总阻力、填料的润湿情况、分离要求、推动力有关。6 NOG的计算法（解析法）1） 对数平均推动力法2） 脱吸因数法当填料层高度Z趋于无穷大时，A1，S1，气液将于塔顶达到平衡，可获得最大的吸收率。当A1气液两相将于塔底达到平衡，可获得最大的吸收液出口浓度X1。六吸收塔的操作性计算已知塔高，当某个参数（L，V，Y1，Y2，X1，X2，T，P）或操作形式改变时，吸收率或出口组成如何变化？1操作类型：1） 吸收解吸双塔联合操作，互相影响2） 吸收剂再循环3） 吸收剂分股从不同高度加入4） 吸收塔与回收塔联立5） 两吸收塔串联操作2操作参数改变1） 气液量的变化易溶气体m值很小，气膜控制，1/Ky1/ky，1/Kx1/mkx。kyV0。8，当V增大时： 当L增大时： kyKyKx ky，Ky，Kx不变 HGHOGHOL HG，HOG不变，HOL NGNOGNOL NG，NOG不变，NOL难溶气体m值很大，液膜控制，1/Kx1/kx，1/Kym/kxkxLn，当L增加时： 当V增加时： kxKxKy kx，Kx，Ky不变 HLHOLHOG HL，HOL不变，HOG NLNOLNOG NL，NOL不变，NOG2） 气液相浓度的变化 气体入塔浓度改变 溶剂再生不良或改用纯溶剂 吸收率要求增大3） 操作压强改变4） 操作温度的变化3吸收调节的三个方面1） 增大吸收剂用量，操作线上移，平均推动力增大。2） 降低吸收剂温度，气体溶解度增大，平衡常数减小，平衡线下移，平均推动力增大。3） 降低吸收剂入口浓度，液相入口处推动力增大，全塔平均推动力也随之增大。典型例题例1、在填料层高度为5.67m 的吸收塔中用清水吸收空气中的氨，已知混合气体含氨为 1.5%（体积），入塔气体流率 G=0.024Kmol/m2.s ，吸收率为 98%，用水量为最小用量的 1.2倍，操作条件下的平衡关系为 y=0.8x 。求所用的水量和填料层的体积吸收总系数。（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、在填料层高度为 3m 的常压逆流吸收塔内，用清水吸收混于空气中的NH3 。进入塔底的混合气含NH3 5%（体积，下同），塔顶尾气含 NH3 0.5% ，吸收因数为 1 。已知在该条件下氨水系统的平衡关系可用 y=mx （ m 为常数）表示，且测得含氨1.77%的混合气体与水充分接触后，水中氨浓度为 18.89g/1000g 水。试求：（1） 该填料塔的气相总传质单元高度m （2）填料的等板高度（清华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气的混合气中的丙酮.原工况下,进塔气体中含丙酮1.5%(摩尔分率,下同),操作液气比为最小液气比的 1.5倍,丙酮回收率可达99%,现气体入塔浓度降为 1.0%,进塔气量提高20%,吸收剂用量,入塔浓度,温度等操作条件不变,已知操作条件下平衡关系满足亨利定律,总传质系数 KYaG0.8 .试求:(1) 新工况下的丙酮回收率（2）若仍将回收率维持在99%,则新工况下所需填料层高度为原工况的多少倍? （清华97/10）6解:低浓度吸收,可近似认为 Y=y;X=x(1) HOGNOG=HOGNOG 例4、某吸收塔填料层高4m,用水吸收尾气中的有害组分 A。在此情况下测得的浓度如图所示：y2=0.004,x1=0.008。已知平衡关系为 Y=1.5X。求：（1） 气相总传质单元高度 （2） 操作液气比为最小液气比的多少倍？ （3） 由于法定排放量规定 y2 必须小于0.002， 拟将填料层加高，若液气比不变，问填料层应加高多少？（4） 画出填料加高前后吸收操作线的示意图。 (清华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概念题填空:1. 吸收操作的目的是_,依据是_。2. 脱吸操作是指_,常用的脱吸方法是_等,脱吸操作又称为_的再生.3. 亨利定律是_溶液的性质,而拉乌尔定律是_溶液的性质,在_的条件下,二者是一致的.4. 双膜理论的要点是(!)_ _(2)_(3)_.5. 公式1/Kg=1/kg+1/Hkl成立的前提条件是_.若用水吸收某混合气体中的溶质NH3,则传质阻力主要集中在_膜,其传质过程属于_控制. 6. 在填料塔的设计中,有效填料层高度等于_和_乘积,若传质系数较大,则传质单元高度_,说明设备性能_.,传质单元数仅与_和分离要求有关,反映吸收过程的_.7. 用纯溶剂吸收某溶质气体,要求回收率大90%,若要将其提高到95%,最小液气比应变为原来的_.若采用增大压强的措施,压强应提高到原来的_.8. 分析下列因素变化对吸收率的影响: (1)降低吸收温度 (2)气体处理量增大一倍 (3)溶剂进口浓度增加 第八章 气液传质设备1.课堂教学:板式塔 (1)板型及其流体力学性能 (2)浮阀塔设计 (3)塔板效率2.课堂教学:填料塔3.电化教学:板式塔(上.中.下)4.传质设备模型观摩概念题板式塔部分：1、评价塔板性能的标准是： 、 、 、 、 。2、常见塔板有泡罩、筛板和 三种，评价塔板优劣有多项标准，对不同的情况有不同的侧重点。对减压塔精馏通常强调 要小；对沸点差小的物系统常强调 要高；而对操作负荷经常变化的情况则强调 要大。3、塔板负荷性能图中有 条线，分别是 、 、 、 、 。塔板上气液两相接触状态有： 、 、 三种。4、某筛板塔上升蒸汽量为1000m3/h,气体平均密度为1.2kg/m3 ，开孔率为10% ，问塔径应设计为 m。答：取浮阀动能因子F0=10 由开空率得： 填料塔5、影响填料塔泛点气速的因素有： 。填料塔等板高度HETP的定义是： 。气液两相在填料塔内逆流接触时， 是气液两相的主要传质面积。6、简述填料塔的泛点与载点。7、填料塔是连续接触式气液传质设备，塔内 为分散相， 为连续相，为保证操作过程两相的良好接触，故填料吸收塔顶部有良好的 装置。8、当填料塔操作液气比达到泛点气速时， 充满全塔空隙，此现象称为 ，此情况下 急剧升高。 第四章 液-液萃取内容提要1、目的：分离液体混合物。2、依据：混合物中各组分在同一溶剂中的溶解度不同。3、三角相图：图中点、线、面的意义；坐标的读法。溶解度曲线与平衡联结线。温度对溶解度及平衡联结线的影响：通常，物系的温度升高，溶质在溶剂中的溶解度加大，反之减小。温度升高，分层区面积减小 。温度改变，联结线的斜率也会改变，而且可能引起物系类型的改变。4、杠杆规则：杠杆规则的本质就是物料恒算。是物料恒算的图解表示方法。5、萃取剂的选择（1） 选择好。选择性是指萃取剂S对原料中两个组分溶解能力的差异。可用选择性系数表示。选择性系数愈大愈易分离。 选择性系数定义为： 式中 y组分在萃取相E中的质量分率；x组分在萃余相R中的质量分率。（2） 萃取剂与稀释剂的互溶度小。互溶度愈小，分层区面积大，可能得到的萃取液的最高浓度较高。互溶度愈小愈有利于分离。（3） 萃取剂要易回收，经济性好。（4） 萃取剂的物性，如密度差要大，可加速分层。表面张力要适中。粘度低。化学稳定性好等。6、萃取过程的图解计算（1） 单级萃取（2） 多级逆流与错流萃取的理论级数计算法（3） 萃取剂的最小用量7、典型的液液萃取设备：如转盘塔。 第五章 干燥 内容提要一、 湿空气的性质1、 湿度H(kg H2O/kg干空气)：总压一定时，与空气中水汽的分压呈一一对应关系。2、 相对湿度：表示湿空气的不饱和程度。相对湿度越小，干空气的吸水能力越大，即干燥能力越大。3、 焓（KJ/kg干空气）：是一相对值。在此以0的干空气和0液态的水为基准态。4、干球温度t5、湿球温度tw：用湿球温度计测量。是空气状态的函数。6、 露点温度td ：将湿空气等湿度冷却达到饱和时的温度。7、 绝热饱和温度tas ：绝热增湿达到饱和时的温度。数值大小近似于湿球温度。饱和空气不能作为干燥介质，且t=td=tw 。不饱和空气ttwtd。表示空气状态的各参数并不是相互独立的。只要已知其中两个独立变量，就可求出其它的变量。为便于计算，常用HI或tH图求解有关参数。二、HI图的应用注意几个特殊过程在HI图的表示过程。如等焓过程、加热或冷却、两股气流的混合等。三、 燥过程的物料恒算与热量恒算有关概念：干基含水量、湿基含水量、热效率、等焓过程。四、 干燥中的平衡关系与速率关系1、 平衡水与自由水2、 结合水与非结合水及其确定3、 等速干燥阶段与降速阶段4、 临界含水量及其影响因素。典型例题:例1、物料衡算与热量衡算在连续干燥器中将物料自含水量为0.05干燥到 0.005 （均为干基），湿物料的处理量为1.6kg/s，操作压强为 1.103KPa 。已知空气初温为20，其饱和蒸汽压为2。334KPa，相对湿度为0.5 ，该空气被预热到125后进入干燥器，要求出干燥器的空气湿度为0.02KgH2O/Kg绝干气。假设为理想干燥过程，预热器热损失可忽略，试求：（1） 空气离开干燥器的湿度（2） 绝干空气的消耗量，Kg/s干燥器的热效率。(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、等焓干燥有一连续干燥器在常压下操作。生产能力为 1000Kg/h（以干燥产品计），物料水分由 12降到 3（均为湿基），空气的初温为 25，湿度为 0.01Kg/Kg。经预热器后升温到70，干燥器出口废气温度为 45，干燥器进出口空气焓值相等，试求：（1） 废气的湿度(2)空气的用量（ m3/h，初始状态下）。（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、非等焓干燥用连续干燥器干燥含水1.5%（湿基）的物料，干燥器对湿物料的处理能力 G1=2.56Kg/s，物料进口温度为 25，产品出口温度为 35，其中含水 0.2（湿基）。绝干物料的比热为 1.842KJ/Kg.K，原湿空气的湿度为 0.0165Kg/Kg，在预热器内加热到 95后再送入干燥器，干燥器中不再补充热量。已知空气离开干燥器时干球温度为65，干燥器的热损失为 586KJ/Kg汽化水。试求：（1）干燥产品流率（2）空气消耗速率（ Kg干空气/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)由热量衡算 L(I2-I1)+GCCm(2-1)+QLW=0 (2) I2=(1.01+1.88H2)t2+2490H2 (3)联立（1）（2）（3）得：L=4.6 kg/s H2=0.023练习题1、物料的平衡水分一定是（ ）A 非结合水分 B 自由水分 C 结合水分 D 临界水分2、在恒定的干燥条件下，用热空气