化工原理和化工机械课程设计——精馏塔设计.doc

HUBEI UNIVERSITY FOR NATIONALITIES化工原理及化工机械 课程设计论文题目 苯-乙苯连续精馏塔的设计 院 系 化学与环境工程学院 专 业 应用化学 姓 名 喻龙 学 号 040740581 指导老师 谭志斗副教授和周红艳副教授 2010年6月25日THE COURSE DESIGN OF THE PRINCIPLES OF CHEMICAL ENGINEERING AND FUNDAENTAL CHEICAL PROCESS EQUIPMENT The design of continuous distillation for ethylbenzene and benzene Candidate: Long YuSpeciality: Applied chemistrySupervisor: Tan Zhidou and zhou HongyanJune 25th,2010内容摘要精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度。即在同一温度下，各组分的饱和蒸汽压不同这一性质，使液相中的轻组分转移到汽相中，汽相中的重组分转移到液相中，从而达到分离的目的。根据设计条件以及给出的数据描述出塔温度的分布，求得最小回流比以及塔顶的相对挥发度、塔釜的相对挥发度、全塔平均相对挥发度，又根据物料平衡公式分别计算出精馏段和提馏段的汽、液两相的流量。之后，计算塔板数、塔径等。根据这些计算结果进行塔板结构的设计。计算和设计这些之后进行有关的力学性能计算和一系列的校核。关键词：精馏 设计条件 塔板结构的设计 校核AbstractThe essence of rectification process is using the characteristic of each component in the mixture with different volatility. In another word，the character which the different of each component of saturated steam pressure makes the light phase that in the liquid transfers to the steam phase and the reorganization of vapor phase transfers to the liquid in the same temperature, and thus achieved the purpose of separation. Firstly, we can describe the temperature distribution and based on the design conditions and the given datas. Scendly, we can get the minimum reflux ratio and the relative volatility in the tower top , and the relative volatility in the tower kettle, and the average relative volatility in whole tower. According to the material balance equation, we can figure out the rate of the flow in the two-phase that steam and liquid of the rectifying section and stripping section. After that, we also need to calculate the number of the plate and the diameter of the tower, etc. According to the calculation results of the tower ,we can do the next assignment ,structure design. At last, we should calculate the mechanical properties and series of output tests .Keywords Rectification Design conditions Tower structure design Output test目录 中文摘要3英文摘要4第1章 综述81.1精馏原理及其在工业生产中的运用81.1.1精馏原理81.1.2 在工业生产中的运用101.2精馏操作对塔设备的要求101.3设计任务及操作条件101.4常用板式塔类型及本设计的选型111.5本设计所选塔的特性11第2章 塔的工艺计算122.1主要基础数据122.2工艺计算及主体设备设计132.2.1物料衡算132.2.2 塔板数的计算152.2.3 热量平衡192.2.4 塔径计算202.3塔板结构222.4流体力学计算252.4.1 降液装置252.4.2漏液验算262.4.3液泛验算262.4.4雾沫夹带验算26第3章 塔的结构设计273.1塔顶273.1.1 塔顶空间273.1.2 塔顶蒸汽出口273.2塔底273.2.1 塔底空间273.2.2 塔底出口273.3 进口273.3.1 塔顶回流进口273.3.2 原料进口283.4 裙座283.4.1裙座的形状283.4.2 裙座与塔壳的连接283.4.2 裙座与塔壳的连接283.5 塔盘283.5.1 塔盘类型283.5.2 塔盘板形状283.5.3 支持圈和支持板的尺寸283.6 塔高的计算29第4章 强度校核304.1设计条件304.2塔壳厚度计算304.3偏心载荷计算304.4质量载荷计算304.4.1筒体圆筒、封头、裙座质量314.4.2 塔内构件的质量314.4.3 保温层质量314.4.4平台扶梯质量314.4.5 操作时塔内物料质量324.4.6附件质量324.4.7充水质量324.4.8 塔器的操作质量324.4.9 塔器的最小质量324.4.10 塔器的最大质量324.5风载荷和风弯矩计算334.5.1 风载荷334.5.2 风弯矩334.6地震载荷及地震弯矩33 4.7各种载荷引起的轴向应力33 4.7.1计算压力引起的轴向拉应力1344.7.2最大弯矩引起的轴向应力3354.8塔体和裙座危险截面的强度与稳定校核364.8.1塔体的最大组合轴向拉应力校核364.8.2 塔体与裙座的稳定校核364.9塔体水压试验和吊装时的应力校核374.9.1.水压试验时各种载荷引起的应力374.9.2水压试验时应力校核374.10基础环的计算384.10.1基础环尺寸384.10.2基础环的应力校核384.10.3基础环的厚度394.10.4地脚螺栓计算394.10.5地脚螺栓的螺纹小径39第5章 主要计算结果列表40课程设计总结44参考文献45致谢46 第1章 综述1.1精馏原理及其在工业生产中的运用1.1.1精馏原理：蒸馏是提纯液体物质和分离混合物的一种方法，但它只能粗略地把多组分系统相对分离。若要高效率地使混合物得到较为完全的分离怎么办呢？那就要采用精馏的方法。利用混合物中各组分的沸点不同，挥发能力的差异，通过液相和气相的回流，使气、液两相逆向多级接触，在热能驱动和相平衡关系的约束下，使得易挥发组分（轻组分）不断从液相往气相中转移，而难挥发组分却由气相向液相中迁移，使混合物得到不断分离，称该过程为精馏。其精馏塔如图1所示。原料从塔中部适当位置进塔，将塔分为两段，上段为精馏段，不含进料，下段含进料板为提留段，冷凝器从塔顶提供液相回流，再沸器从塔底提供气相回流。图1 精馏塔精馏实际上是多次简单蒸馏的组合。在精馏段，气相在上升的过程中，气相低沸点组分不断得到精制，在气相中不断地增浓，在塔顶获得低沸点产品。在提馏段，其液相在下降的过程中，其低沸点组分不断地提馏出来，使高沸点组分在液相中不断地被浓缩，在塔底获得高沸点产品，如图2。图2 精馏过程以苯、乙苯溶液进行精馏A(乙苯)，B(苯)为例，从塔的中间O点进料。在O点时，气、液两相的组成分别为x3 和y3 。如果把组成y3 气相冷到T2,则气相中沸点较高的组分将部分地冷凝为液体,得到组成为x2 的液相和组成为y2的气相，依此类推。最后所得到的蒸气的组成可接近纯B，冷凝后即得纯液体B。液相部分，对x3的液相加热到T4，液相中沸点较低的组分部分气化，得到组成为x4的液相和组成为y4的气相，依此类推。最后得到纯A。多次反复部分蒸发和部分冷凝的结果，使气相组成沿气相线下降，最后从塔底得到纯丙醇，液相组成沿液相线上升，最后从塔顶得到恒沸混合物。精馏过程与其他蒸馏过程最大的区别，是在塔两端同时提供纯度较高的液相和气相回流，为精馏过程提供了传质的必要条件。提供高纯度的回流，使在相同理论板的条件下，为精馏实现高纯度的分离时，始终能保证一定的传质推动力。所以，只要理论板足够多，回流足够大时，在塔顶可能得到高纯度的低沸点产品，而在塔底获得高纯度的高沸点产品，因此精馏比简单蒸馏的效率大大的提高了。所以它在工业上具有广泛的应用。1.1.2 在工业生产中的运用：塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。塔设备的设计和研究，已经受到化工行业的极大重视。在化工生产中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有非常重大的影响。1.2精馏操作对塔设备的要求    精馏所进行的是气(汽)、液两相之间的传质，而作为气(汽)、液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)、液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求：    () 气(汽)、液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏操作的现象。    () 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)、液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。    () 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。    () 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。    () 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。    () 塔内的滞留量要小。实际上，任何塔设备都难以满足上述所有要求，况且上述要求中有些也是互相矛盾的。不同的塔型各有某些独特的优点，设计时应根据物系性质和具体要求，抓住主要矛盾，进行选型。1.3设计任务及操作条件1）进精馏塔的料液含乙苯40%（质量分数，下同），其余为苯；2）塔顶的乙苯含量不得高于2%；3）残液的乙苯含量不得低于98%；4）生产能力为年产12000吨98%的乙苯产品；5）操作条件：a塔顶压力 4kPa（表压）b进料热状态c回流比 自选d加热蒸汽压力 0.5MPa（表压）e单板压降<=0.7kPa1.4常用板式塔类型及本设计的选型板式塔通常是由一个呈圆柱形的壳体及沿塔高按一定的间距，水平设置的若干层塔板（或称塔盘）所组成。在操作时，液体靠重力作用由顶部逐板流向塔底排出，并在各层塔板的板面上形成流动的液层；气体则在压力差推动下，由塔底向上经过均布在塔板上的开孔依次穿过各层塔板由塔顶排出。塔内以塔板作为气液两相接触传质的基本构件。气液两相在塔内进行逐级接触，气液两相的组成沿塔高呈阶梯式变化，所以板式塔是逐级接触型的气液传质设备。板式塔的类型很多，主要是在于塔内所设置的塔板结构不同。板式塔的塔板可分为有降液管及无降液管二大类。在有降液管式的塔板上，有专供液体流通的降液管，每层板上的液层高度可以由适当的溢流挡板调节之。在塔板上气液两相呈错流方式接触。常用的板型有泡罩塔浮阀塔筛板塔、喷射型塔等。在无降液管式的塔板上，没有降液管，气液两相同时逆向通过塔板上的小孔，故又称穿流板。这种塔板结构简单，在塔板上，气液两相呈逆流方式接触。常用的板型有穿流板塔等。 本设计的选型为筛板塔。1.5本设计所选塔的特性本设计所选塔为筛板塔，它的主要优点有：    () 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60，为浮阀塔的80左右。    () 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加1015。    () 塔板效率高，比泡罩塔高15左右。    () 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30左右。    筛板塔的缺点是：    () 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。    () 操作弹性较小(约23)。    () 小孔筛板容易堵塞。为了加强工业技术的竞争力，长期以来，各国都加大了塔的研究力度。如今在我国常用的板式塔中主要为泡罩塔、浮阀塔、筛板塔和舌型塔等。填料种类出拉西、环鲍尔环外，阶梯环以及波纹填料、金属丝网填料等规整填料也常采用。更加强了对筛板塔的研究，提出了斜空塔和浮动喷射塔等新塔型。同时我国还进口一些新型塔设备，这些设备的引进也带动了我国自己的塔设备的科研、设计工作，加速了我国塔技术的开发。第2章 塔的工艺计算2.1主要基础数据表1.苯和乙苯的物理性质项目分子式分子量沸点临界温度临界压强Pa苯AC6H6781180128856833.4乙苯BC8H101061613623485743077饱和蒸汽压为P×:苯和乙苯的饱和蒸汽压可用Antoire方程计算 即P×=A-其中P× 单位为mmHg,T 单位为K 表2.组分ABC苯15.90082788.51-52.36乙苯16.01953279.47-59.95表3.苯和乙苯在某些温度下的表面张力（mN/m）t/20406080100120140mN/m28.8026.2523.7421.2718.8516.4914.17乙苯29.3027.1425.0122.9220.8518.8116.82 表4.苯和乙苯在某些温度下的粘度(mPa·s)t/020406080100120140L苯0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184L乙苯0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226表5.苯和乙苯的液相密度L（kg/m3）t/20406080100120140L苯8774857383668150792576897441L乙苯8677849883188136795277627567表6.液体气化热（kj/kg）t/20406080100120140苯43114200407.7394.1379.3363.2345.5乙苯399.6390.1380.3370.0359.3347.9335.9表7.不同塔径的板间距塔径D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板间距Ht/mm200-300250-350300-450350-600400-6002.2工艺计算及主体设备设计.2.2.1物料衡算苯的摩尔质量:MA=78.11kg/kmol乙苯的摩尔质量:MB=106.16kg/kmol将进料、塔顶和釜液的浓度以分子分数表示为：XF =(60%/78.11)/(60%/78.11)+(40%/106.16)=0.672XD =(98%/78.11)/(98%/78.11)+(2%/106.16)=0.985XW =(2%/78.11)/(2%/78.11)+(98%/106.16)=0.027 苯和乙苯在某些温度t下蒸汽压PA°,PB°及所对应的，对于理想溶液=PA°/PB°表8 txy101.316.836.011184114.119.55.850.860.97488128.423.55.460.740.93992144.126 5.540.6350.90696161.329.9 5.390.5410.86410018034.35.250.4850.816104200395.10.40.8108222.444.55.00.3180.7110.6237.748.34.920.2780.654115265.755.34.80.2170.571120299.664.24.670.1560.46312525405564.570.1030.34413028356394.440.0550.20513531657354.310.010.042136.232947604.3300由上表数据作如图2-1等压曲线（t-x图）图2-1 苯-乙苯的等压曲线相对挥发度可取表8中x=0(=4.33)和x=1(=6.01)时的的几何平均值 = =5.101根据图2-1可确定它定、塔釜和进料温度分别为：塔顶温度tD=80.50c,塔底温度tw=129.50c,进料温度tF=910c全塔平均温度tm =(tD+tW+tF)/3 =100.30c平衡线方程：y= =q线方程：x=0.672而Rmin=0.346操作回流比：取R=1.5Rmin =1.5×0.346=0.52（1）精馏段因为生产能力为年产10000吨98%的乙苯产品,且每年工作日为300天，每天24小时连续运行，所以W=（12000×1000kg）/(300×24h)=1667kg/h.F=W(xD-xw)/(xD-xF)=1389×(98%-2%)/(98%-60%)=4210.53kg/hD=F-W=4210.53-1667=2544kg/h液相流量：L=R×D=0.52×2544=1323kg/h气相流量：V=(R+1) ×D=(0.52+1) ×2544=3866.88kg/h(2)提馏段液相流量：L1=L+1×F=1323+4210.53=5533.53kg/h气相流量：V1=V=3866.88kg/h2.2.2 塔板数的计算差分方程法：塔顶馏出物的平均分子量：M平均，D =0.985×78.11+0.015×106.16=78.5塔顶馏出量：D=2544/78.11=32.57kmol/hL=RD=32.57×0.52=16.94kmol/hV=L+D=49.5kmol/h进料液的平均分子量：M平均，F=0.672×78.11+0.328×106.16=87.33进料量：F=4210.53/87.33=48.21kmol/hL1=L+F=65.15koml/h釜液的平均分子量：M平均，w=0.027×78.11+(1-0.027)×106.16=105.4釜液量：W=F-D=15.64kmol/hV1=V=49.5kmol/h(1).精馏段：塔顶的相对挥发度：查表8可得800c时苯的P0A为101.3Pa；840c时苯的P0A为114.1PaD=（114.1-101.3）×0.5/4 + 101.3/(19.5-16.83) ×0.5/4 + 16.83=5.995塔釜的相对挥发度：1300c时苯的P0A为2835Pa；1250c时苯的P0A为2540Pa0cw=（2835-2540）×4.5/5 + 2540/(639-556) ×4.5/5 + 556=4.448则全塔的平均相对挥发度：平均=5.164由下面公式)1()1()1()1()1(-´´+-´=-´´-´´=aaaaaaRRxLVxDapp)1()1(-´=-´´=aaRxLxDcpp可得:a=-1.73；b=0.24；c=0.455精馏段操作线与平衡线交点的横坐标由下面公式求得：将a,b,c代入上式可得：xi=0.429由于沸点进料q=1，所以得： xn=xiq=xf=0.672由公式:)log(logiipiniinipxbxaxxbaxxbaxxxxn+-úúûùêêëé+´-=求得精馏段理论板数：n=3.698(2).提馏段：由下面公式b1=1/(-1)求得：a1=-1.037 b1=0.24c1=-0.00108x1i=0.7984塔板数近似计算取x1iy=xiq=0.672;xm=xw=0.027由公式:，取提馏段理论塔板数（包括塔釜）：m=3.494则全塔理论板数为：N=3.698+3.494=7.192（层）塔板数精确计算：（1）取精馏段的理论板数为4层（2）按公式计算当n=4时 公式变为下面形式：(-1.73+0.429)/(0.24+0.429)4=(0.985-0.429)/(xn-0.429) ×(-1.73+0.24+0.429+xn)/(-1.73+0.24+0.429+0.985)可求得：xn=0.643（3）由公式求得：x1iy=(18.96×0.643+48.68×0.672)/67.64=0.664（4）由公式求得提馏段的理论塔板数：m=3.1121精确计算的理论板数（全塔包括塔釜）为4+3.112=7.112（层）,取全塔理论板数为8层，扣除塔釜一层，则理论板数为7层。现取全塔效率为50，则实际板数为：N实=7/0.5=14 取14（层）精馏段的实际板数为：N精=4/0.5=8（层）取8（层）提馏段的实际板数为：N提=14-8=6（层）第7层塔板为加料板。2.2.3 热量平衡塔底热量衡算tw=129.40c，塔底苯蒸汽的摩尔潜热r1v1=355.6kj/kg塔底乙苯蒸汽的摩尔潜热：r1v2=341.9kj/kg所以塔底上升蒸汽的摩尔潜热：r1v=r1v1yw+r1v2（1-yw）=355.6×0.027+341.9×（1-0.027）=324.27kj/kg故再沸器热流量：Qr=4350.696×342.27/3600=413.64kj/s因为设备热损失为加热蒸汽供热量的5%，且加热蒸汽潜热rr=2177.6kj/kg,故所需蒸汽的质量流量Gv=Qr/rR=413.64×(1+0.05)/2177.6=0.1909kg/s塔顶热量衡算tD=80.50c，塔顶苯蒸汽的摩尔潜热：rv1=379.3kj/kg塔顶乙苯蒸汽的摩尔潜热：rv2=359.3kj/kg所以塔顶上升蒸汽的摩尔潜热：rv=rv1yD+rv2（1-yD） =379.3×0.985+359.3×（1-0.985） =379kj/kg故冷凝器的热流量：Qc=Vs×rv2=2.9345×0.415×379=461.55kj/s因为水的定压比热容：Cc=4.174kj/（kg×K）,冷却水进口温度为300c，出口温度为450c所以所需冷却水的质量流量：Gc=461.55/4.174×（45-30）=7.372kg/s2.2.4 塔径计算由公式=A+BT+CT2+DT3+ET4，其中T单位为K，其中常数为：ABCDE苯1114.71-2.46925×10-5-5.75335×10-31.41802×10-5-1.33393×10-8乙苯1166.29-1.358991.81018×10-3-2.24496×10-6-由此计算得tD=80.5tw=129.50ctF=910c苯密度kg/m3813.85794.192754.545乙苯密度kg/m3812.96796.645764.070(1)精馏段L=xD苯+（1-xD）乙苯=0.985××813.85+（1-0.985）×812.96=813.84kg/m3G=PM/（RT）=101.3××78.11/（8.314×353.5）=2.68kg/m3取板间距，板上清液层高度为hL=0.05（米），则分离空间HT-hL=0.35（米）液体的体积流量：L体积=L/L=1323/813.84=1.63 m3/h=4.5×10-4 m3/sV体积=V/G=3866.88/2.68=1442.9 m3/h =0.400 m3/s（L体积/ V体积）×（L/G）1/2=（4.5×10-4/0.400）×（813.84/2.68）1/2 =0.0196查表得C20=0.075苯在80.5摄氏度时的表面张力为=21.2（达因/厘米）由公式C20/C=（20/）0.2可得：C=0.075/（20/21.2）0.2=0.0655由公式uF=C×（L-G）/G1/2可得uF=0.0655×（813.84-2.68）/2.681/2=1.1395m/s取适宜空塔速度：u=0.8 uF=0.8×1.1395=0.912m/s塔径由公式uVD´=785.0求得：D=0.400/（0.785×0.912）1/2=0.794m(2)提馏段1L=xD苯+（1-xD）乙苯=0.027×754.545+（1-0.027）×764.07=763.81kg/m31G=PM/（RT）=101.3×105.4/（8.314×402.65）=3.189kg/m3取板间距，板上清液层高度为hL=0.05（米），则分离空间HT-hL=0.35（米）液体的体积流量：L1体积=L1/1L=5533.53/763.8=7.245 m3/h=2.09×10-3 m3/sV1体积=V1/1G=3866.88/3.189=1212.57 m3/h =0.337 m3/s（L1体积/ V1体积）×（1L/1G）1/2=（2.09×10-3/0.337）×（763.81/3.189）1/2=0.0853查表的C120=0.072乙苯129.5摄氏度时的表面张力为=15.9（达因/厘米）由公式C20/C=（20/）0.2可得：C=0.072/（20/15.9）0.2=0.0688由公式uF=C×（L-G）/G1/2可得uF1=0.0688×（763.81-3.189）/3.1891/2=1.063m/s取适宜空塔速度：u1=0.8 u1F=0.8×1.063=0.8504m/s塔径由公式uVD´=785.0求得：D=0.337/（0.785×0.8504）1/2=0.753m根据计算，精馏段和提馏段塔径选用D=0.8(米)将D=0.8m代人公式算得此时两段的实际空塔速度为：u=0.897m/su1=0.754m/s相应的空塔动能因数为：47.168.2897.0=´=KF35.1189.3754.01=´=KF均属正常操作范围。，2.3 塔板结构根据塔径和液体的流量，选用弓形降液管，塔板采用电流程和分块式组装。降液装置1.偃长取(米)52.08.065.0;65.0=´=wwLDL2.偃高由公式 求得（1）精馏段667.052.0829.144.250÷øöçèæ´-=44.35（毫米）（2）提馏段667.052.0515.744.250÷øöçèæ´-=35.5（毫米）上下两段偃高均选用40毫米。3.降液管面积当时，由查表得：096.08.012.0,12.0=´=ddWDW()()2234.08.0785.0068.0,068.0米=´´=fTfAAA塔的相对操作面积为：4.液体在降液管中的停留时间Ls=(L+L1)/2=(4.5×10-4+2.09×10-3)/2 = 1.299×10-3m3/sVs=(V+V1)/2=(0.400+0.379)/2=0.415m3/s由公式求各段的停留时间：（1）精馏段( )秒577.261008.54.0034.04>=´´=-t（2）提馏段()秒55.61009.24.0034.031>=´=-t5.降液管下端与下层塔板间的距离由公式可求得h0=Ls/(Lw×uL)=1.299×10-3/(0.52×0.026)=0.096m上下两段均选用h0=96mm参考表11-1中所列的推荐数字估定规格为：A=0.785×0.82=0.5024m2降液管总截面积Ad=0.068A=0.034 m2塔净截面积An=（1-0.068）A=0.4682 m2塔板工作总面积Aa=（1-2×0.068）A=0.4341 m2孔总面积A0=0.1A=0.05024 m2孔径d0=3mm板厚tp=2.5mm堰高hw=40mm孔个数N=A0/（0.785×d02）=7111.11取整为7112个2.4 流体力学计算2.4.1塔板压力降(1)精馏段干板压力降由公式h0=（u0/c0）2G/（2gL）得：h0=（0.897/0.0655）2×2.68/（2g×813.84）=0.0315mLw=0.52mVL=1.829m3/h=5.08×10-4 m3/sVL/Lw0.25=6.0×10-4查表得Fw=1.0hw=0.04mhow=0.0028×Fw×（ VL/Lw）2/3=0.0065muaG1/2=1.7查表得=0.6He=（hw+how）=0.6×（0.04+0.0065）=0.0279mHt=h0+he=0.0315+0.0279=0.0594即P=gh=0.593kPa0.7kPa 符合题意(2)提馏段干板压力降由公式h0=（u0/c0）2G/（2gL）得：h0=（0.754/0.0688）2×3.189/（2g×763.81）=0.0256mLw=0.52mV1L=7.515m3/h=2.09×10-3 m3/sV1L