化工习题答案1.pdf 26页

'化工习题1-2根据静力学，底面的压强ρgh+ρgh=ρgh0owc根据体积比hA=5hAow联立计算5*830hw+1000hw=1000hchw=0.214mhw+hc=1.28m1-4A，B两点压强不同，因为有流动产生压强损失，如果是静止气体，可以认为相同A点压强直接根据静力学计算，B点压强A点压强加上R1水银柱产生的压强根据静力学p=p+ρgR+ρgRA03Hg2=1000*9.81*0.04+13600*9.81*0.045=6396Pap=p+ρgR=6396+13600×9.81×0.42=62431PaBAHg11-6水管内水如果静止，则R=0，压差产生流动，流动阻力导致压强降压差直接根据U型管的读数用静力学计算∆p=ρgR=1000×9.81×0.1=981Pa差理论压差根据BE计算2ρuρu12p+ρgZ+=p+ρgZ+112222m3ρ1000u===2.95m/s122πd3.14×0.036144m3ρ1000u===1.36m/s122πd3.14×0.053244222ρu2−ρu11000×(2.95−1.36)∆p===3426Pa22 实际压降是理论压差和阻力压差之和∆p=∆p+∆p=981Pa+3426Pa=4407Pa降差1-7闸阀关闭时，水管内水不流动，用静力学解题。闸阀打开时，水管内水流动，用BE解题（1）要求水的流量，就是求水的流速，如果在容器液面与测压口取1-1，2-2面，根据BE，u1=0,22ρuρu12p+ρgZ+=p+ρgZ++∆p1122f22求∆p,∆p,∆Z即可f闸阀关闭时，可以求出管子内的静压强，根据静力学就可以求出容器水位高度∆p=ρgR−ρgh=ρg∆ZH∆p=ρgR−ρgh=13600×9.81×0.62−1000×9.81×1.51=67905PaH∆p=ρg∆Z67905∆Z==6.922m1000×9.81阻力根据Fanning公式22lρu151000×u22∆p=(λ×+ξ)×=(0.02×+0.5)×=1750uf2d20.12闸阀部分开启时∆p=ρgR−ρgh=13600×9.81×0.42−1000×9.81×1.41=42203Pa表压H所以2ρu2∆p+∆p+=ρg∆Zf22(1750+500)u+42203=67905Pa2u=11.423m/s222πd3.142×0.13Q=⋅u=⋅3.380=0.0265m/s244（2）全开时，要求水银柱的高度，就是求2-2面的压强，同样根据BE22ρuρu12p+ρgZ+=p+ρgZ++∆p1122f22上式中，∆Z,∆pf已知，要求∆p必须知道u2,全开时的u2与部分开的u2不同。 要求u2必须知道两面的压强差，所以取管的出水面为3-3面，再在容器液面与管的出水面列BE22ρuρu13p+ρgZ+=p+ρgZ++∆p1133f22上式中，Z=Z,u=u,u=0,p=p=0323211322l+leρu15+201000×u22∆p=(λ×+ξ)×=(0.018×+0.018×15+0.5)×=3085uf1−32d20.122ρu2∆p+∆p+=ρg∆Zf1−322(3085+500)u=67905Pa22u=18.941m/s222lρu151000×u2∆p=(λ×+ξ)×=(0.018×+0.5)×=22874f1−2d20.12根据1-1，2-2面间的BE2ρu2∆p=ρg∆Z−−∆p=67905−9471−22874=35560Paf1−22∆p=ρgR−ρgh=35560PaHR=0,h=1200mm所以h=1.2+1/2R（m）13600×9.81×R−1000×9.81×(1.2+0.5R)=35560PaR=342mm1-8(1)根据FE，加粗管径前22lρu164µlρu132µlu132µlQ∆p=λ⋅⋅=⋅⋅==f1124d2ρudd2dπd11111142lu2128µlQ∆p=λ⋅⋅=f224d2πd22∆p4f2d11===0.35044∆pd1.3f12 （2）光滑管内湍流，只与Re有关22lρu16λlρQλ111∆p=λ⋅⋅==kf11255d2πdd11122lρu16λlρQλ222∆p=λ⋅⋅==kf22255d2πdd222如果是考试时，取λ一定，即λ=λ（教材上是按此求解的答案）12如果是工程实际或者作业，用帕拉修斯光滑管公式0.250.250.31640.3164µ0.3164µ0.25λ====Kd10.250.250.250.250.251Re1ρud1ρ0.25Q0.25⋅dπ0.250.5()d140.25λ=Kd22∆p4.75f2d11===0.2884.754.75∆pd1.3f1222lρu16λlρQλ111（3）∆p=λ⋅⋅==kf11255d2πdd11122lρu16λlρQλ222∆p=λ⋅⋅==kf22255d2πdd2220.25ελ=0.1110.25d10.25ελ=0.1120.25d2∆p5.25f2d11===0.2525.255.25∆pd1.3f121-11求弯头的局部阻力系数，还是要用BE取A端和B端列BE22ρuρuABp+ρgZ+=p+ρgZ++∆pAABBf22u=u,Z≈ZABAB Q0.0023u===1.172m/s22πd0.785×0.0542lρu∆p=(λ⋅+ξ)⋅=∆p=ρg∆h=4414.5Pafd22∆pl4414.5×210ξ=−λ=−0.03×=6.428−6.00=0.42822ρud1000×1.1720.051-132真空表水泵3m1求真空表的读数，就是求泵入口的压强，所以在液面和泵入口分别取1-1，2-2面，列BE22ρuρu12p+ρgZ+=p+ρgZ++∆p1122f22∆Z=3m,u≈0,p=0112ρu2∆p=p−p=ρg∆Z++∆p12f2Q0.005u===2.548m/s222πd0.785×0.054看看流动状态ρud998×2.548×0.05R===126513，湍流查图e−3µ1.005×10 ε0.2==0.004d50查莫迪图，λ=0.0295lρu28998×2.5482∆p=(λ⋅+ξ)⋅=(0.0295×+(10+0.75))⋅=50118Pafd20.05222∆p1ρu1998×2.548R==(−ρg∆Z−∆p−)=×(−998×9.81×3−50118−)fρgρg213600×9.812HH=−620mmHg根据上式，泵的流量增加时，u增加，真空表的读数增加1-16要求泵的功率，必须将泵包括在列BE的两端面之间去水槽液面为1-1面，管子和碰头连接处为2-2面，列BE22upup1122gZ+++W=gZ+++∆p1e2f2ρ2ρ要求We，必须知道u2,再在泵入口处取3-3面，在1-1，3-3间列BE22upup1133gZ++=gZ+++∆p13f2ρ2ρu1=0,p1=02p1−p324700220.5u+∆p=−g∆Z+=−9.81×1.5+=10.034m/s3fρ9982u=4.016m/s3所以，根据1-1和2-2间的BE2u2p24.01695000W=g∆Z+++∆p=9.81×14+++12∗4.016=282.730J/kgef2ρ2998π2N=ρQW=998×4.016××0.071×282.730=2.238kWee41-17显然取烟囱的出口表面和底面分别是2-2，1-1面，列BE22upup1122Z++=Z+++h12f2gρg2gρg上式中，H=Z−Z,u=u,p−p已知211212 p−p12H=−hfρgp=p−ρgH=−1.15×9.81H=−11.282H2aap1−p211.282H−196==−29.820+1.716Hρg0.67×9.81所以关键是求阻力损失直管内只有沿程阻力，所以只要求摩擦系数λ22.20.67××22π×2ρud45R===3.641×10e−5µ2.6×10查莫迪图，λ=0.0177lu2H7.0702h=λ⋅⋅=0.0177×⋅=0.023Hfd2g22×9.8129.820H==43m1.716−1−0.0231-19要求输水量就是要求流速，所以在a,o面间列BE22upupaaooZ++=Z+++ha0f2gρg2gρgp−p300ρaoH上式中==4.088m已知，ρgρQQZa=Zo,u==127.389Q,u==509.554Q,a2o20.785d0.785dao22uo259645Q2h=ξ⋅=0.15×=1985.056Qf2g2g22u−up−poaao+h==4.088f2gρg2(259645.279−16227.957)Q22+1985.056Q=14391.647Q=4.0882gQ=0.0169m3/s 1-20根据2gV(ρ−ρ)ffq=CAvR2Aρf2qAvf(ρ−ρ)/ρ=f222gVCAfR2所以2ρfpb−ρqvpb10670−998===1.3972ρ−ρq7920−998fstvst当q=0.250m3/h时，q=0.296m3/hvstvpb当q=2.50m3/h时，q=2.955m3/hvstvpb如果是测量乙醇2(ρfpb−ρal)/ρalqvpb10670−789998==⋅=1.8062(ρ−ρ)/ρq7920−998789fstvst当q=0.250m3/h时，q=0.336m3/hvstval当q=2.50m3/h时，q=3.360m3/hvstval1-24气蚀余量就是实际的泵入口处的压头与输送流体的饱和蒸气压之差，本题的意思是先求产生气蚀临界点的压头，再加0.3m即可。2pup入入v∆h=+-minρg2gρg上式中只要求出入口流速，知道管径，求出流量就可以得到流速。解：根据孔板流量计的计算公式2Rg(ρ′−ρ)π22×0.75×9.81×(13600−1000)Q=CA=0.75××0.03800ρ410003=0.00085×13.616=0.0116m/sQ0.0116u===2.090m/s入π220.785×0.084d4所以2pu入入∆h=+-minρg2g 2pv101300−73310−22382.090−=+=2.625+0.223=2.848mρg1000×9.812×9.81∆h=2.848+0.3=3.148m允2-1热流密度就是热通量，根据傅立叶定律，如果不考虑层间热阻，多层平壁传热公式：Qt1−t41200−2811722q=====1185.950W/mAb1b2b30.20.120.060.988++++λλλ1.070.1545.4123层间热阻和层内热阻的总和就是实际热阻如果考虑层间热阻，则多层平壁传热公式：∆tt1−t411722q====620W/mbb1b2b30.988+R∑+∑R(++)+Rλλλλ1232oR=0.902W/m⋅C0.902占总热阻的比例==0.4770.902+0.988t1t42-2热损失就是单位时间传出的热量Q，根据傅立叶定律λ∆tλ3(t3−t4)0.2×(410−60)2q====1166.667W/mbb0.063稳定传热时，各层的热通量相同λ2(t2−t3)λ2×(680−410)2q===1166.667W/mb0.242 oλ=1.037W/m⋅C2λ1(t1−t2)λ1×(800−680)2q===1166.667W/mb0.121oλ=1.167W/m⋅C1加保温层以前的热损失∆tt1−t3800−1202Q′=q′A==A==2034.317AW/mbbb0.120.2412∑(+)+λλλ1.1671.03712热损失减少Q′−Q2034.317−1166.667=×100%=42.7%Q′2034.3172-3∆tt1−t421+122q===≤10W/mbb1b2b10.015×2b2∑(++)+λλλλ0.1070.040121b≥0.121m2占总热阻分数0.121R20.040==0.9152R+R0.015×20.12112+0.1070.0402-4采用传热通式T−TT−T1n+113Q==nbbbi12∑+i=1λiAmiλ1Am1λAm2A2−A1r2−r10.1−0.05A/L=/L=2π=2π×=0.453mm1Ar0.122lnlnlnAr0.0511A−Ar−rr−0.132323A/L=/L=2π=2πm2Arr333lnlnlnAr0.122 因为Q/L≤60W/mT1−Tn+1T1−T3170−30Q/L===≤60nbbb0.05r−0.1i123L∑L(+)+i=1λiAmiλ1Am1λAm20.02720.12π(r3−0.1)r3ln0.1r3=0.036m2-7已知进口温度，要求出口温度，就是求∆T，根据热量衡算，管壁传给流体的热量等于流体接收的热量，流体吸热Q=mc(T−T)p出进管壁放热Q=αA∆(T−T)w平均温度差(T−T)+（T−T）w出w进∆(T−T)=w2解：先确定流动状态ρud0.3×1230×0.021R===1937.25e−3µ4×10层流cµ3p2.85×10×0.004P===20rλ0.571/31/3di1/3µ0.14N=1.86RP（）()=1.86×12.466×0.191×2.714×1.041=12.533uerLµwλ0.572α=N=×12.533=340.170W/m⋅℃ud0.021根据热量衡算T+T进出Q=mc(T−T)=αA(T−)p出进w22πdT进+T出u⋅⋅ρc(T−T)=α⋅πdl(T−)p出进w42T+T进出udρc(T−T)=4lα(T−)p出进w2 −5+T出0.3×0.021×1230×2850(T+5)=4×3×340.170（65−)出2T=6.844℃2-13解：已知A=6m3,Wh=1900kg/h,Th1=90℃,Th2=50℃,Tc1=18℃,K=230W/m2.K,求Tc2Th1Th2Tc2Tc1根据总传热速率方程式Q=KA∆Tm所以QWc（pTh1−Th2）1900×2980×(90−50)∆T====45.60℃mKAKA3600×230×6∆T−∆T(90−T)−(50−18)58−T12c2c2∆T====45.6m∆T90−T90−T1c2c2lnlnln∆T50−18322T=27.5℃c2根据整个换热器的热量衡算Wc(T−T)=Wc(T−T)hphh1h2cpcc2c1水的定性温度=(T+T)/2=22.8℃c2c1c=4.180kJ/kg.℃pc1900×2980×40W==5703.35kg/hc4180×9.52-14解：求换热管的外侧面积Ao，必须相应采用管壁外的总传热系数11b1=++KAαAλAαAooiimooAo−Ai0.025−0.02A==πL()=0.0224πLmA0.025olnlnA0.02i 10.025×πL0.025πL×0.00251=++=0.00212K850×0.02πL45×0.224πL1700o根据热量衡算Q=Wc(T−T)=1.5×1900×(80−30)=142500Whphh1h2∆T1−∆T2(80−50)−(30−20)20∆T====18.20℃m∆T80−50301lnlnln∆T30−20102Q1425002A==×0.00212=16.599mK∆T18.20mWc(T−T)=Wc(T−T)hphh1h2cpcc2c1142500W==1.138kg/sc4174×(50−20)2-16分析：忽略管壁和污垢热阻，根据111=+，要求K，必须求甲烷的α，要先确定流动状态，再根据合适的关联2KAαAαA1122式求传热系数解：先确定流动状态π224×（0.19−37×0.019）4×截面积4d===0.0255mme湿润周长π（0.19+37×0.019）计算定性温度T=(120+30)/2=75℃3标准状态下甲烷的密度ρ=0.717kg/m，根据气体方程1V1V2V1T1273.15====0.785TTVT273.15+751222Vρ12==0.785Vρ213ρ=0.785×0.717=0.563kg/m2ρud0.563×10×0.0255R===12483.913e−3µ0.0115×10甲烷气流动为湍流，低粘度 cµ−3p2500×0.0115×10P===0.706rλ0.0407流体被冷却，n=0.3可以应用关联式0.8n0.80.3N=0.023RP=0.023×12483.913×0.706=39.179uerNuλ39.179×0.04072α===62.071W/m⋅℃2d0.0255e11111=+=+π2α1A1α2A2π2π2K××0.0255L850××0.015L62.071××0.0255L444210.02551=+=0.01932K850×0.01562.0712K=51.828W/m⋅℃如果按外径计算，雷诺数也要按外径计算Nuλ39.179×0.04072α===83.9261W/m⋅2d0.019o2K=58.953W/m⋅℃2-19根据热量衡算，冷流体吸热等于热流体放热Q=W∆H=Wc(T−T)hcpcc3c1∆H=(1647−323)×180=238321kJ238320W=238320/c(T−T)==4747.789kgcpcc2c14.183×(27−15)因为冷却段的热流体温度是变化的，而冷凝段温度是不变的，所以对数平均温度差要分别计算。 Tc3Tc2Tc1Th1Th2Th3冷却段的对数平均温差th1=95℃,th2=th3=30℃tc1=15℃,th3=27℃同样根据热量衡算Q=W∆H=Wc(T−T)2h2cpcc2c1Q=180×(1467−323)=4747.789×4.183(T−15)2c2205920=19860(T−15)c2T=25.369c2∆T1−∆T2(95−27)−(30−25.369)∆T===23.586℃m1∆T681lnln∆T4.6312同理∆T2−∆T3(30−15)+(30−25.369)∆T===8.823℃m2∆T152lnln∆T4.63133-2αx要求气液平衡关系，就是求y=，得到α即可1+(α−1)xo已知Tb1=36.1℃时，p1=761mmHg所以Tb1’=68.7℃时,1065lgp′=6.852−=3.31168.7+232.0′p=2041.74mmHg1同理Tb2’=68.7℃时, 1172lgp′=6.878−=2.38236.1+224.4′p=239.88mmHg17612041.74+α1+α2239.887613.17+2.68α====2.932223-5做流程图V馏出液LD,xD原料液F,xFV’釜残液L’W,xW根据物料衡算F=D+WFx=Dx+WxFDWD=F-W代入Fx=(F−W)x+WxFDWFxF−FxD235×0.84−235×0.98W===33.64kmol/hx−x0.002−0.98WDD=235-33.64=201.36kmol/h3-6先做流程图 V馏出液LD,xD原料液F,xFV’釜残液L’W,xW(1)做全塔物料衡算F=D+WFx=Dx+WxFDW以上FDW分别是质量流量，x是质量分数Fx=(F−W)x+WxFDWFxF−FxD8716×0.31−8716×0.98W===6032.77kg/hx−x0.012−0.98WDD=2683.23kg/h平均分子量M=0.988×92+0.012×78=91.83WM=0.98×78+0.02×92=78.28D所以摩尔流量W=6032.77/91.83=65.69kmol/hD=2683.23/78.28=34.28kmol/h(2)做精馏段的物料衡算V=D+LR=L/D=2.5所以V=3.5D=119.98kmol/hL=2.5D=85.7kmol/l3-11最小回流比就是当进料线与平衡线相交时，过该交点精馏段操作线的回流比，即操作线AB3的回流比，所以先求交点B3坐标 1.0y1=xDAy2B3y0x4x3x2x1xD1.0xFx平衡线方程αx1.5xy==1+(α−1)x1+0.5x进料线方程q1y=x−x=6x−5x=6x−2FFq−1q−1联立并求解得交点坐标x=0.42y=0.52根据操作线方程R1y=x+xnn−1D1+R1+RRmin0.95−0.52==0.7961+R0.95−0.41minR=3.9min3-143-22解：根据亨利定律 cp*=H1173c==0.588kmol/m0.1c0.5883H===0.596kmol/m⋅kPap*0.987亨利定律的另一种表达式y*=mx117x==0.0101100+1718根据道尔顿分压定律p*0.987y*===0.00974P101.3y*m==0.928Pax3-23解：已知p=21kPa,c=0.001kmol/m3,NA=0.144kmol/m2.h,kG=0.0144kmol/h.m2.kPa,且当p=8kPa时，c*=0.001kmol/m3。c*0.001−43H===1.25×10kmol/m⋅kPap8所以跟c成平衡的气相分压p*=8kPa与p成平衡的液相平衡浓度−43c*=Hp=21×1.25×10=0.00263kmol/mp−p*=21−8=13kPa3c*−c=0.00263−0.001=0.00163kmol/m根据气相传质速率N=k(p−p)AGiNA0.144p−p===10kPaik0.0144Gp=21−10=11kPai 界面满足亨利定律−43c=Hp=11×1.25×10=0.00138kmol/mii3c−c=0.00138−0.001=0.000375kmol/mi根据N=k(c−c)ALiNA0.144k===384m/hLc−c0.000375i111112=+=+=90.278h⋅m⋅kPa/kmolKkHk0.01440.000125×384GGL2K=0.0111kmol/h⋅m⋅kPaGKG0.0111K===88.615m/hLH0.000125气膜阻力11==69.444k0.0144G占总阻力1kG×100%=76.9%1KG3-24解：KXN=K(p−p*)=K(c*−c)=K(X*−X)=(c*−c)AGLXCKkYG=K(Y−Y*)=(p−p*)=k(p−p)=(c*−c)YGiiPH=k(c−c)=Hk(p−p*)LiLiNNAAp−p=p−p*=iikHkGL111=+KkHkGGL Y=mX对于稀溶液，可以取Y=y,X=xpmcy==mx=PCccp==CHmP3C55.556kmol/m3H===0.00163kmol/m⋅kPamP320×106.4kPa111112=+=+=1695.242h⋅m⋅kPa/kmolKkHk0.00300.00163×0.45GGL−42K=5.899×10kmol/h⋅m⋅kPaG1H10.001631=+=+=2.766h/mKkk0.00300.45LGLK=0.362m/hL32K=CK=0.362m/h×55.556kmol/m=20.089kmol/m⋅hXL−422K=PK=106.4kPa×5.899×10kmol/h⋅m⋅kPa=0.0627kmol/h⋅mYG3-25Y2X2Y=mXX2,Y2X2,Y2X1maxX1maxY1X1先画出示意图，要求操作液气比，必须求理论液气比，求理论液气比的方法实际就是求过点mX（X2，Y2）的平衡线(Y=型)的切线的斜率，或者过点（X2，Y2）和点（X1max，Y1）1+mX 直线的斜率（Y=mX）。如果不记得公式可以画出坐标示意图解：根据亨利定律pExy==mx=PP4E5.52×10m===544.916P101.3y10.02Y===0.020411−y1−0.021y20.001Y===0.00121−y1−0.0012X2=0Y10.0204−5X===3.744×101maxm544.916LY1−Y20.0204−0.001()===518.162min−5VX1max−X23.744×10LL()=1.2×()=1.2×518.162=621.795minVVLY−Y12()==621.795VX−X12Y1−Y2−5X==3.12×101621.795−4如果总压是1013kPa，即总压增加10倍，m减小10倍，为54.492，X=3.744×10，1maxLLL−4()=51.816，()=1.2×()=62.179，X=3.12×10minmin1VVV如果不是用清水吸收，不能简单按10倍，需要具体计算。3-26解：根据总传质面积A，填料层高H，和比表面a，横截面积Ω之间的关系A=aHΩ吸收量微分方程dN=KdA(Y−Y*)Y总吸收量方程N=KdA(Y−Y*)=KA∆Y∫YYm 根据物料衡算，总的吸收量N=KA∆Y=V(Y−Y)Ym12VY−Y12所以H=KaΩ∆YYmVY−Y12Ka=YHΩ∆Ym要求总传质系数，必须知道Y1，Y2，X1，X2以及平衡方程y10.05Y===0.052611−y1−0.051y20.00263Y===0.0026321−y1−0.002632Y2X2Y1X1X2=061.2x158X===0.020211−x938.8118Y*=2.0X=0.040511Y*=2.0X=022∆Y1−∆Y2(0.0526−0.0405)−0.002630.00947∆Y====0.00620m∆Y10.0526−0.04051.526lnln∆Y0.002632惰性气体流量PV′101.3×2000×0.95V===21.579mol/sRT8.314×298×3600VY1−Y221.579×(0.0526−0.00263)33Ka===57.777mol/s⋅m=208.0kmol/h⋅mYHΩ∆Y6×0.502×0.00620m 液气比LY−Y12()==2.450VX−X12L=2.45×21.579×3600=190.327kmol/h=3425.882kg/h每小时回收的丙酮量NN=0.0612L+N0.0612N=L=×0.0612/58=3.853kmol/h1−0.06123-27Y2X2求L和H，先画流程图y10.10Y===0.11111−y1−0.101y20.005Y===0.0050321−y1−0.0052x0.0006Y1X11X===0.000611−x1−0.00061X=02V′2240×0.90V===90kmol/h22.422.4LY1−Y20.111−0.00503===176.617VX−X0.000612L=15895.5kmol/h=286.119t/h根据对数平均浓度差法计算因为dN=KdA(Y−Y*)YAN=KdA(Y−Y*)=KA∆Y∫YYm0N=0.0006L=9.537kmol/h不能是N=Vy−Vy=9.5kmol/h0102 因为吸收后混合体积减小了A=aHΩpExy==mx=PP5E2×10m===100P2000mX(用Y=计算，结果就与书后答案一致)1+(m−1)XY1X*==0.001111100Y2X*==0.00005032100∆X1−∆X2(0.00111−0.0006)−0.00005030.0004597∆X====0.000198m∆X10.00111−0.00062.316lnln∆X0.00005032所以AN19.5371H====9.81maΩKXaΩ∆Xm2780×π×1.520.00019842-29Y2X2Y=mXX1,Y1X2,Y2X’2X1maxY1X1示意图如上（1）进口液体溶质浓度增大，出口气液浓度如何变化其它条件不变，就是说L/V一定不变，即操作线的斜率不变，如果X2增大,假设增大到X’2，操作线必须与原操作线平行（斜率不变），而且两端点必须落在Y=Y1和X=X’2上，如图的粗线和虚线所示。有五种情况： a.Y2增大，X1减小（如细虚线）。表示出口气体浓度增加，吸收液出口浓度降低，吸收效率降低。b.Y2增大，X1不变（如细实线，也就是原来的操作线）。表示出口气体浓度增加，吸收液出口浓度不变，吸收效率降低。c.Y2增大，X1增大（如粗虚线）。表示出口气体浓度增加，吸收液出口浓度增大，吸收效率降低。d.Y2不变，X1增大（如粗实线）。表示出口气体浓度不变，吸收液出口浓度增大，吸收效率不变。e.Y2减小，X1增大（如点线）。表示出口气体浓度减小，吸收液出口浓度增大，吸收效率增加。（2）操作温度降低，溶解度增大，E减小，如果总压P不变，则m=E/P降低，也就是平衡线斜率变小，推动力增加，Y2减小。L/V不变，X1增大。（3）L增大，L/V增大，也有几种情况如果最小液气比也不变，则可以确定一种情况'