年處理8萬(wàn)噸苯-甲苯的精餾裝置設(shè)計(jì)書(shū)

1、年處理8萬(wàn)噸苯?jīng)_苯的精f留裝置設(shè)計(jì)書(shū)設(shè)計(jì)方案的選擇和論證i設(shè)計(jì)流程本設(shè)計(jì)任務(wù)為分離苯一甲苯混合物。對(duì)于二元混合物的分離，采用連續(xù)精錨流程。設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，將原料液通過(guò)預(yù)熱器加熱至泡點(diǎn)后送入精惚 塔內(nèi)。塔頂上升蒸氣采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下一部 分回流至塔內(nèi)，其余部 分經(jīng)產(chǎn)品冷凝器冷卻后送至儲(chǔ)罐。該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作 回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲(chǔ)罐。15廿連續(xù)精餛!塔流程流程圖2設(shè)計(jì)思路連續(xù)精懾流程附圖圖流程圖在本次設(shè)計(jì)中，我們進(jìn)行的是苯和甲苯二元物系的精徭分離，簡(jiǎn)單蒸徭和平衡蒸鐳只 能達(dá)到組分的部分增濃，如何利用兩組分的揮

2、發(fā)度的差異實(shí)現(xiàn)高純度分離，是精館塔的 基本原理。實(shí)際上，蒸鐳裝置包括精餡塔、原料預(yù)熱器、蒸鐳釜、冷凝器、釜液冷卻器 和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。蒸憾過(guò)程按操作方式不同，分為連續(xù) 蒸餡和間歇蒸館，我們這次 所用的就是浮閥式連續(xù)精餡塔。蒸餡是物料在塔內(nèi)的多次部分汽化與多次部分冷凝所實(shí) 現(xiàn)分離的。熱量自塔釜輸入，由冷凝器和冷卻 器中的冷卻介質(zhì)將余熱帶走。在此過(guò)程 中，熱能利用率很低，有時(shí)后可以考慮將 余熱再利用，在此就不敘述。要保持塔的穩(wěn)定 性，流程中除用泵直接送入塔原料 外也可以米用高位槽。塔頂冷凝器可采用全凝器、分凝器全能器連種不同的設(shè)置。在這里準(zhǔn)備用全凝器，因?yàn)榭梢詼?zhǔn)確的控制回流比。此次設(shè)計(jì)是在常壓下

3、操作。因?yàn)檫@次設(shè)計(jì)采用間接加熱，所以需要再沸器?；亓鞅仁蔷恫僮鞯闹匾に嚄l件。選擇的原則是使 設(shè)備和操作費(fèi)用之和最低。在設(shè)計(jì)時(shí)要根據(jù)實(shí)際需要選定回流比。流體力學(xué)驗(yàn)算塔負(fù)荷性能圖1、本設(shè)計(jì)采用連續(xù)精鐳操作方式。2、常壓操作。3、泡點(diǎn)進(jìn)料。4、間接蒸 汽加熱。5、 選R=2.0Rmino 6、塔頂選用全凝器。7、選用浮閥塔。在此使用浮閥塔，浮閥塔塔板是在泡罩塔板和篩孔塔板的基礎(chǔ)上發(fā)展起來(lái)的，它吸收 了兩者的優(yōu)點(diǎn)，其突出優(yōu)點(diǎn)是可以根據(jù)氣體的流量自行調(diào)節(jié)開(kāi)度，這樣就可以避免過(guò)多 的漏液。另外還具有結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，造價(jià)低，制造方便，塔 板開(kāi)孔率大，生產(chǎn)能力大等優(yōu) 點(diǎn)。浮閥塔一直成為化工生中主要的傳質(zhì)設(shè)備，其

4、多用不銹鋼板或合金。近年來(lái)所研究 開(kāi)發(fā)出的新型浮閥進(jìn)一步加強(qiáng)了流體的導(dǎo)向作用和氣體的分散作用，使氣液兩相的流動(dòng) 接觸更加有效，可顯著提高操作彈性和效率。從苯一甲苯的相關(guān)物性中可看出它們可近似地看作理想物系。而且浮閥與塔盤(pán)板之間的流通面積能隨氣體負(fù)荷的變動(dòng)而自動(dòng)調(diào)節(jié)，因而在較寬的氣體負(fù)荷范圍內(nèi), 均能保持穩(wěn)定操作。氣體在塔盤(pán)板上以水平方向吹出，氣液接觸時(shí)間長(zhǎng)，霧沫夾帶量 少，液面落差也較小。塔板的工藝設(shè)計(jì)1-1基礎(chǔ)物性數(shù)據(jù)表苯、甲苯的粘度溫度C020406080100120苯 mPa s0.6380.4850.3810.3080.2550.215甲苯mPa s0.7580.580.4590.37

5、30.3110.2640.228表苯、甲苯的密度溫度c020406080100120苯 kg / m3877.4857.3836.6815.0792.5767.9甲苯kg/m3885.6867.0848.2829.3810.0790.3770.0表13苯、甲苯的表面張力溫度c020406080100120苯 mN / m31.6028.8026.2523.7421.2718.8516.49甲苯mN/m30.8928.5426.2223.9421.6919.4917.34表苯、甲苯的摩爾定比熱容溫度c050100150苯 kJ / （kmol 當(dāng)）72.789.7104.8118.1甲苯kJ/

6、（kmol拿）93.3113.3131.0146.6表15苯、甲苯的汽化潛熱溫度c20406080100120苯 kJ / kg431.1420.0407.7394.1379.3363.2甲苯kJ/kg412.7402.1391.0379.4367.1354.22、物料衡算2.1塔的物料衡算(1)塔物料摩爾分率的計(jì)算:苯的摩爾質(zhì)量：M a = 78.11 kg / kmol甲苯的摩爾質(zhì)量：M b=92.13 kg / kmol塔頂笨的摩爾分率：&叫0W8.H0.992Xd/M a (1xJ/Mb 0.99/78.11 0.01/92.13進(jìn)料笨的摩爾分率：Xi/MaXf0.45/78.11門(mén)0

7、.491yz /m. 一 yxWMo n AR/7P. 11 n 12塔底笨的摩爾分率：XWA0 02/78町0024Xw/Ma (1-Xw)/Mb0.02/78.11 0.98/92.13(2)原料液平均摩爾質(zhì)量：Mf=0.491 78.11 (1-0.491) 92.13 = 85.246kg / kmolr80000000nn 24 AR 24A原料液摩爾流量：(3)物料衡算 總物料衡算:=130.341 kmol/hF 二 D W即苯的物料衡DW =130.341DXd WXw 二 FXf(2)即 D 0.992 W 0.024 =130.341 0.491由方程(2)解得：D=62.

8、881koml/hW=67.460koml/h22平衡線方程的確定由文獻(xiàn)中苯與甲苯的汽液平衡組成可以找出10算出。如表16苯一甲苯(101,3kPa)的t-x-y相平衡數(shù)據(jù)苯摩爾分?jǐn)?shù)溫度C苯摩爾分?jǐn)?shù)溫度C液相氣相液相氣相0.00.0110.60.5920.78989.40.0880.212106.10.7000.85386.80.2000.370102.20.8030.91484.40.3000.50098.60.9030.95782.30.3970.61895.20.9500.97981.20.4890.71092.11.001.0080.2同理可算出其它的所以平衡線方程vXa/Xb 0.2

9、12 心一0.212) =2 79 yA/yB 0.088 心-0.088)Rmin1 -Xf_xdXd0.9920.4911-0.4911.47 0.4912456789102.352.332.462.562.582.492.612.392.45y 一 1 (-1)x2.47X11.47x從而推出：竊=247因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料q=1,所以有:取操作回流比R=15FU =1.5 1.35 = 2.03 2.3求精餛J塔的氣液相負(fù)荷L=R D =2.03 62.881 =127.648kmol/hV =(R 1)D =(2.03 1) 62.881 =190.529kmol/h因?yàn)榕蔹c(diǎn)進(jìn)料q=1,所以

10、有：Lf = L F =127.648 130.341 =257.989kmol / hV=V =190.529kmol/h2.4操作線方程RyX 口 1XDR 1精懈段操作線方程為:0.669X 0.3272.030.992x2 05 - 12 0 1提徭段操作線方程為:UV* x WXwV257.989x 0.024 = 1.354xn -0.00851 qn roq 190.52925用逐板法算理論板數(shù)y 9 2. 139MlwO 01 35 78.1 1-(1 0. 0 1 35 9 2. 1 3 91.94kg/mol精鐳段平均摩爾質(zhì)量:MVm1M Lm178.22 82.752=8

11、0.39Kg/mol=叫智勺一二8 4.8 7 kg/m ol2lx 八十 ” z i-口 91.67 +82.75提懈段平均摩爾質(zhì)重：M Vm2 87.21 kg/mol291.94 +85.34M Lm288.64kg/mol23.4平均密度計(jì)算氣相平均密度7m計(jì)算理想氣體狀態(tài)方程計(jì)算,Pml “ vm1精憎段氣相密度:：?Vm1 RTmi110.55 80.398.314 (86.38 273.15)二 2.973kg/m3pm2 Mvm2提留段氣相密度:：，vm2RTm2121.05 87.218.314 (101.00 273.15)二 3.394kg / m3(2) 液相平均密度s

12、計(jì)算由式Bm求相應(yīng)的液相密 度。塔頂：tD =80.29 C查得苯和甲苯的密度分別為2 814.91 kg/m3訂=811.27kg/m3當(dāng)to = 80.29 C時(shí)，用內(nèi)差法求得下列數(shù)據(jù)0.992漢78.110.992 78.111 -0.992aAD92.13= 0.9910.991 lU3 I3LDm _/(+ 811 27)=814.88kg/m814.91進(jìn)料：tF =92.48 C查得苯和甲苯的密度分別為-801.25kg/m3=799.01 kg/m3當(dāng)tF= 92.48 C用內(nèi)差法求得下列數(shù)據(jù)0.48 仆 78.11=0 4400.481 78.111 - 0.48192.13

13、.LFm+_=_o44o) = 799.99kg/m3m 801.25799.01塔底:tw=1 0 9C. 5查得苯和甲苯的密度分別為781.48kg/m3 訂=781.36kg / m3當(dāng)tw= 109.52 C用內(nèi)差法求得下列數(shù)據(jù)Q PLDm+PLFm 81 4.88 + 799.99 V / 3精鐳段平均密度：”Lmi 二 LDmLFm807.44kg/m22提鐳段平均密度：-LmA-LWm790.68kg/m3.5液體平均表面張力計(jì)算液體表面張力二Lm二KG由查手冊(cè)得 a = 20 82 m N 1m Lb2 1.01rm N m；rLDm =0.992 21.21 (1 -0.99

14、2) 21.64 = 21.21 mN m1由 tF =92.48 C 查手冊(cè)得 二 la 20 mN/m 二 lb 二 20.2 mN/mFLm =0.481 20 0.519 20.2 =20.1 mN/mQ11由 tw =108.54 C 查手冊(cè)得二 LA=1749mNrriLBl 8. 2 5 m N mCLDm =0.0135 17.49 (1-0.0135) 18.25 = 18.24mN m1精徭段平均表面張力：CLm0八1824 =19.66mN N2提徭段平均表面張力：“二18篤2o1 =19.17mNm3.6液體平均黏度計(jì)算塔頂液相平均的黏度的計(jì)算由 1=80.29 C 查

15、表得： =0 307mPa s jA0.310mPa sLg 5 =0.992Lg 0.3070.008Lg0.310 = 5 =0.307mPa.s進(jìn)料板液相平均黏度的計(jì)算由 tP =92.48 C 查表得：A=0.26mPa.sAB=0.29 mPa.s同理可得 Fm =0.281 mPa.s塔底液相平均的黏度的計(jì)算由 L-109.52 C 查表得:J A=0.236mPa.s *=0.247mPa.s同理可得Lwm = 0.247mPa.s 所以液相平均密度心=37 281 0.247) =0_279mPa.s 34、精憎塔工藝尺寸的計(jì)算4.1塔徑的計(jì)算精餛段氣液相體積流率為VM19O5

16、29 8 39 , o 精館?段Vsi二 Vm1 十3詢(xún)彳3600 .、mi 3600 2.973LM，宀 廠L 60m 彳 JS13600 幾 mi 3600 807.44提憎段VS21.365m3VMvm2190.529 87.533600 :亦 23600 3.394LMLm2S2 -3600 A2127.648 88.643600 790.680.00394m s2（1）精鐳段塔徑計(jì)算，由Umax（由式C4 （為。 ）C20由課程手冊(cè)108頁(yè)圖51查圖的橫坐標(biāo)為L(zhǎng).V000360 嚴(yán)八”04151.431 2.973選板間距Ht =0.45m,取板上液層高度hL=0.06m ,故Hth

17、_ =0.45006 = 0.39m以Fl,V為橫坐標(biāo)查圖5-1得到C20 = 0.085c=C2o rL） 02 = 0.085（1966）0.2 =0.084720 20UmaO0847 .807.44 ”3嚴(yán).1.393m s-i2.973取安全系數(shù)為 0.7,則空塔速度 u = 0.70Umax= 0.70 1.393= 0.975ms-1塔徑 D =嚴(yán)= 1,367m*r： ub 3.1416 0.975按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為D=1.4m（2）提憾段塔徑計(jì)算式中C由C=C21,284m su 3 394取安全系數(shù)為0.7,則空塔速度為u = 0.70umax= 0.70 1.284 = 0

18、.899m s1塔徑 D 二理=I 41，365=1.390mV ttu 3.1416 0.899按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為D =1.4m根據(jù)上述精鐳段和提餛段塔徑的計(jì)算，可知全塔塔徑為D =1.4m塔截面積為A D21,42 =1.539m244以下的計(jì)算將以精館段為例進(jìn)行計(jì)算：實(shí)際空塔氣速為J At r 1 -539阿叭4.2精鐳塔有效高度的計(jì)算精餛段有效高度為Z精二(N精) Ht = (15-1) 0.45 = 6.3m提鐳段有效高度為Z提二(N提Ht = (15-1)0.45 = 6.3m在進(jìn)料板上方開(kāi)一人孔，其高度為0.8mo故精憾塔的有效高度為Z 二 Z 精Z 提 0.8 =6.3 6.3

19、0.8 = 13.4m5、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算5.1溢流裝置計(jì)算因塔徑D=1.4可采用單溢流、弓形降液管、凹形受液盤(pán)及平直堰，不設(shè)進(jìn)口 堰。各項(xiàng)計(jì)算如下：(1) 溢流堰長(zhǎng)lw取堰長(zhǎng) lw 為 0.66D,即卩 lw =0.66 1.4 = 0.924mhw = hL _hw查1- 10口】圖得,-3how =2.84 10取E=1.0,則r (吧評(píng)。窗(2) 溢流堰堰咼hw取板上清液層高度n =60mm故 hw= hi_ hbw =0.06 _0.0165= 0.0435m(3) 降液管的寬度Wd和降液管的面積A由 L=0.66,查圖得=0124,乞=00722DDAt故 Wd=0.124D

20、 =0.124 1.4 = 0.1736mAt =0.072% = 0.0722 1.539 = 0.1111m計(jì)算液體在降液管中停留時(shí)間13.89s 5s3600Af Ht AiHt 3600 0.1111 0.453Lhi Lsi 0.00360 3600故降液管設(shè)計(jì)合理。(4) 降液管底隙高度ho取液體通過(guò)降液管底隙的流速U為0.11 m/s依式1-56計(jì)算降液管底隙高度ho,即:h01Ls10.00360 3600Q354mIw Uo0.924 0.11 3600hA -吒廠 0.0435-0.0354 = 0.0081 m 0.006m故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤(pán)，深度hw

21、 =50mm6.浮閥數(shù)目、浮閥排列及塔板布置(1) 塔板的分塊本設(shè)計(jì)塔徑為D=1.4m，因800mm ED，故塔板采用分塊式。由文獻(xiàn)(一)查表 53得，塔板分為4塊。(2) 邊緣區(qū)寬度確定為了盡量減小液體夾帶入降液管的氣泡量，取Ws= 0.08m ;根據(jù)e的大小，取 Wc = 0.06mo開(kāi)孔區(qū)面積計(jì)HXF 180加：)其中：:二號(hào)一 Wd Ws = * (0.1736 0.080) = 0.4624mD1.4r Wc0.060 = 0.640m22故 九=2 0.4624、0.6402 -0.462423.10.640 sjnj(o24)j =i.07m21800.640(4)浮閥數(shù)計(jì)算及其

22、排列由于本設(shè)計(jì)用的是F1型重閥，且目標(biāo)分離物為苯甲苯混合液，所以取Fo=1O來(lái) 粗算閥孔數(shù)目；對(duì)于F1型重閥0.039m,由Fo=u0.氏可求閥孔氣速u(mài).,即 Uo f。_ 工6 =5.780m/s J2.973每層塔板上浮閥個(gè)數(shù)為1.431Ji d4：193(0.039)5.78041浮閥的排列，考慮到各分塊的支承與銜接要占去一部分鼓泡區(qū)面積， 閥孔排列采 用等腰三角形叉排方式?，F(xiàn)按t=75mmt =65mm的等腰三角形叉排方式排列，則設(shè)計(jì) 條件下的閥孔氣速為1.431 42-5.760m/s195 漢於(0.039)閥孔動(dòng)能因數(shù)為Fo 二 Uo. =5.760.3.394 =10.61所以

23、閥孔動(dòng)能因子變化不大，仍在 9-12的合理范圍內(nèi)，故此閥孔實(shí)排數(shù)適 用。QQ二 Ao /片=N(d)2 =193 ()2=0.150D1.4此開(kāi)孔率在5%-15%范圍內(nèi)，符合要求。所以這樣開(kāi)孔是合理的。7、塔板流體力學(xué)驗(yàn)算7.7計(jì)算氣相通過(guò)浮閥塔板的靜壓頭降h每層塔板靜壓頭降可按式hp=&+ h十怙計(jì)算。(1)計(jì)算干板靜壓頭降he由式Uc =1.825 731可計(jì)算臨界閥孔氣速Uc,即U OC = 1 貨冷 1 i25|5781m/s 2.973Ujus 可用 he =5.34 UcP寸算干板靜壓頭降，即he = 5.342（5悶）2973=0.0338m2 漢 9.8799.99(2)計(jì)算塔

24、板上含氣液層靜壓頭降hf由于所分離的苯和甲苯混合液為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)=0.5,已知板上液層高度九=0.06,所以依式h| = ； ohLh = 0.5 況 0.06 = 0.03m(3) 計(jì)算液體表面張力所造成的靜壓頭降h匚由于采用浮閥塔板，克服鼓泡時(shí)液體表面張力的阻力很小，所以可忽略不計(jì)。這樣，氣流經(jīng)一層，浮閥塔板的靜壓頭降 山為ht= he hi=0.0338 0.03 二 0.0638m換算成單板壓降R二ht =0.0638 799.99 9.8 = 500.19Pa空07Kpa(設(shè)計(jì)允 許值)7.2降液管中清夜層高度Hd式Hd=hf hw hd: h how計(jì)算氣相通過(guò)一層塔板

25、的靜壓頭降hf前已計(jì)算ht = 0.0638m(2)計(jì)算溢流堰(外堰)高度hw前已計(jì)算hw二0.0435m(3) 液體通過(guò)降液管的靜壓頭降hd因不設(shè)進(jìn)口堰，所以可用式式中 Ls =0.00360m,Lw =0.924m,ho = 0.0354m(0.00360)hd =0.153 漢1 = 0.00185mI0.924X 0.0354 丿(4) 塔板上液面落差厶h由于浮閥塔板上液面落差小很小，所以可忽略(5) 堰上液流高度how這樣 Hd =hf g hd為了防止液泛，按式:Ht =0.45,hw = 0.0435m前已求出how= 0.0165mhow =0.038 0.0435 0.001

26、85 0.0165 = 0.1165mHd乞(HThw),取校正系數(shù)=0.5,選定板間距(Ht hw) = 0.5 (0.45 0.0435) = 0.247m從而可知 出=0.1165m L(Ht hwA 0.247m,符合防止液泛的要求(6) 液體在降液管內(nèi)停留時(shí)間校核應(yīng)保證液體早降液管內(nèi)的停留時(shí)間大于3-5 s才能使得液體所夾帶氣體釋出。本 設(shè) 計(jì)AiHt 0.1111 0.45 一13.90s5 sLs 0.00360可見(jiàn)，所夾帶氣體可以釋出7.3計(jì)算霧沫夾帶量e(1)霧沫夾帶量e判斷霧沫夾帶量e是否在小于10%勺合理范圍內(nèi)，是通過(guò)計(jì)算泛點(diǎn)率H來(lái)完成的。泛點(diǎn)率的計(jì)算時(shí)間可用式:Fu10

27、0% 和 FiVs iVl-Pv0.78KCfAt100%塔板上液體流程長(zhǎng)度Zl =D-2Wd =1.40-2 0.1736=1,053m塔板上液流面積Ap 二 A-2Af =1.539-2 0.1111 = 1.317m2苯和甲苯混合液可按正常物系處理，取物性系數(shù) K值，K=1.0,在從泛點(diǎn)負(fù)荷因數(shù)圖中查得負(fù)荷因數(shù)Cf =0.127,將以上數(shù)值分別代入上式，得泛點(diǎn)率R為1.431F1 ：2.973+1.36x0.00360x1.053100% =55.34%1 0.127 1.3171.4312.973799.9 -2.973100% = 66.99%0.78 1.00.127 1.317為

28、避免霧沫夾帶過(guò)量，對(duì)于大塔，泛點(diǎn)需控制在80%以下。從以上計(jì)算的結(jié)果可知，其泛點(diǎn)率都低于80%,所以霧沫夾帶量能滿(mǎn)足e: 0.1kg （液）/kg （干氣）的要求。（2）嚴(yán)重漏液校核當(dāng)閥孔的動(dòng)能因數(shù)F。低于5時(shí)將會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液，前面已計(jì) 算Fo =10.61,可見(jiàn)不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液。&精鐳段塔板負(fù)荷性能圖8.1霧沫夾帶上限線 對(duì)于苯一甲苯物系和已設(shè)計(jì)出塔板結(jié)構(gòu)，霧沫夾帶線可根據(jù)霧沫夾帶量的上限值 e =0.1 kg （液）/kg （干氣）所對(duì)應(yīng)的泛點(diǎn)率R （亦為上限值），利用式P- 100%便可作岀此線。0.78KcfAtIPVs_ 1 .36LsZlR 二v100% 和FiKCfAp由于塔徑較

29、大，所以取泛點(diǎn)率F,=80：,依上式有2 973Vs1.36LS 1.053,799.99 -2.9730.81.0 0.127 1.317整理后得 0.0611 Vs 1.432LS =0.134即乂 =2.193 23.44LS即為負(fù)荷性能圖中的線(1)此式便為霧沫夾帶的上限線方程，對(duì)應(yīng)一條直線。所以在操作范圍內(nèi)任取兩個(gè)Ls值便 可依式Vs =2.193 23.44L,算出相應(yīng)的Vs。利用兩點(diǎn)確定一條直線，便可在 負(fù)荷性 能圖中得到霧沫夾帶的上限線。Ls0.0010.0030.0050.007Vs2.1702.1232.0762.0298.2漏液線對(duì)于F1型重閥，當(dāng)動(dòng)能因數(shù)F。V 5時(shí)就會(huì)

30、出現(xiàn)嚴(yán)重漏液現(xiàn)象，所以去F=5作為參考值來(lái)計(jì)算(Vs) minoJ2.973(Vs)mF cbn 二空 0.0392 19 十 5_0668m3/s8.3液泛線從式n二hhow知，n表示板上液層高度,上液層層靜壓頭降hi =二塔(hw+ how)=% hw+ 2.973 e I1000 Jw 丿由式 出(Hthw), Hd=hthw1%: h h細(xì)，ht= hehih-聯(lián)立。即(Ht hwAhfhw hdhh細(xì)二憂(yōu)hih； hw hdh how式中， 干板靜壓板靜可用匚he =5.34 喬,板上液層靜壓頭降hi二；。介液體表面張力所造成的靜壓頭/7和液面落差/?可忽略液體經(jīng)過(guò)降液管的靜壓頭降可用式hd=O.2Jwho )則(Ht5)二 he Ml n+ hd 二 hc+ hd CT ； o) h=5 恍 0 1532.973 (3600L1000 I I