下載可編輯化工原理工程設計處理量為3000噸/年苯和氯苯體系精餾分離板式塔設計學 院：專 業(yè)：班 級：姓 名：學 號：指導教師：.專業(yè).整理.下載可編輯.專業(yè).整理.下載可編輯板式精餾塔設計任務書一、設計題目：苯-氯苯體系精餾分離板式塔設計二、設計任務及操作條件1、設計任務：生產能力（進料量）30000噸／年操作周期7200小時／年進料成分：含氯苯35%（質量分率，下同）塔頂產品組成氯苯含量為98%;塔底產品組成含氯苯不得高于1.7%.2、操作條件操作壓力4000Pa（表壓）進料熱狀態(tài)q=0.7單板壓降：<或=0.7kPa3、設備型式篩板或浮閥塔板（F1型）4、廠址新鄉(xiāng)地區(qū)三、設計容：1、設計方案的選擇及流程說明2、工藝計算3、主要設備工藝尺寸設計1）塔徑及蒸餾段塔板結構尺寸的確定2）塔板的流體力學校核3）塔板的負荷性能圖4）總塔高、總壓降及接管尺寸的確定4、輔助設備選型與計算5、設計結果匯總6、工藝流程圖及精餾塔工藝條件圖7、設計評述目錄1.精餾塔的概述 . 42．設計容 錯誤!未定義書簽。2.1.精餾塔的物料衡算 . 錯誤!未定義書簽。2.2.塔板數(shù)的確定 . 92.3.精餾段的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算 . 12.專業(yè).整理.下載可編輯2.4.精餾塔的塔體工藝尺寸的計算 . 162.5.塔板主要工藝尺寸的計算 . 182.6.篩板的流體力學驗算 . 212.7.塔板負荷性能圖 . 23設計小結 29參考資料 30設計說明書1.1塔設備的類型設備塔是化工、石油化工、生物化工、制藥等生產過程中廣泛采用的汽液傳質設備。根據(jù)塔汽液接觸構件的結構形式，可分為板式塔和填料塔兩大類。板式塔設置一定數(shù)量的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上的液層， 進行汽液與傳熱。正常操作下，氣相為分散相。液相為連續(xù)相，氣相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔裝有一定高度的填料層， 液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流而上（有時也采用并流向下）流動，汽液兩相密切接觸進行傳質與傳熱。在正常操作下，氣相為連續(xù)相，液相為分散相，氣相組成呈連續(xù)變化，屬微分接觸逆流操作過程。1.2塔設備的性能指標為獲得最大的傳質速率，塔設備應該滿足兩條基本原則：.專業(yè).整理.下載可編輯①使氣、液兩相充分接觸，適當湍動，以提供盡可能大的傳質面積和傳質系數(shù)，接觸后兩相又能及時完善分離；②在塔使氣、液兩相具有最大限度地接近逆流，以提供最大的傳質推動力。從工程目的出發(fā)，塔設備性能的評價指標如下：①通量——單位塔截面的生產能力，表征塔設備的處理能力和允許空塔氣速；②分離效率——單位壓降塔的分離效果，對板式塔以效率表示，對填料塔以等板高度表示；③適應能力——操作彈性，表現(xiàn)為對物料的適應性及對負荷波動的適應性。塔設備在兼顧通量大、效率高、適應性強的前提下，還應滿足流動阻力低、結構簡單、金屬消耗量少、造價低、易于操作控制等要求 。1.3 板式塔與填料塔的比較工業(yè)上，評價塔設備的性能指標主要有以下幾個方面：①生產能力；②分離效率；③塔壓降；④操作彈性；⑤結構、制造及造價。①生產能力填料塔件的開孔率通常在50%以上，而填料層的孔隙率則超過90%，一般液泛碘較高，故單位塔截面上，填料塔的生產能力一般均高于板式塔。②分離效率一般情況下，填料塔具有較高的分離效率。在減壓、常壓和低壓（壓力小于0.3MP）操作下，填料塔的分離效率明顯優(yōu)于板式塔，在高壓操作下，板式塔的分離效率略優(yōu)于填料塔。③塔壓降填料塔由于空隙率高，故其壓降遠遠小于板式塔。④操作彈性一般來說，填料本身對氣液變化的適用很大，故填料塔的操作彈性一般較大，而板式塔的操作彈性較小。⑤結構、制造及造價填料塔的結構較板式塔簡單，故制造、維修也較為方便，但填料塔的造價通常高于板式塔。1.4精餾原理塔分離均相液態(tài)混合物的原理：蒸氣由塔底進入，與下降液進行 逆流接觸，.專業(yè).整理.下載可編輯兩相接觸中，下降液中的易揮發(fā)(低沸點)組分不斷地向蒸氣中轉移，蒸氣中的難揮發(fā)(高沸點)組分不斷地向下降液中轉移，蒸氣愈接近塔頂，其易揮發(fā)組分濃度愈高，而下降液愈接近塔底，其難揮發(fā)組分則愈富集，達到組分分離的目的。由塔頂上升的蒸氣進入冷凝器，冷凝的液體的一部分作為回流液返回塔頂進入精餾塔中，其余的部分則作為餾出液取出。塔底流出的液體，其中的一部分送入再沸器，熱蒸發(fā)后，蒸氣返回塔中，另一部分液體作為釜殘液取出。熱量自塔釜輸入，物料在塔經多次部分氣化與部分冷凝進行精餾分離，由冷凝器和冷卻器中的冷卻介質將余熱帶走。苯—氯苯混合液原料經預熱器加熱到露點溫度后送入精餾塔進料板，在進料板上與自塔上部下降的的回流液體匯合后，逐板溢流，最后流入塔底。在每層板上，回流液體與上升蒸汽互相接觸，進行熱和質的傳遞過程。操作時，連續(xù)的從再沸器取出部分液體作為塔底產品，部分液體氣化，產生上升蒸汽，一起通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中被冷凝，并將部分冷凝液用泵送回塔頂作為回流液，其余部分經冷凝器冷凝后送出作為塔頂產品，經冷凝器冷卻后送入貯槽。塔釜采用間接蒸汽和再沸器共熱。塔底產品經冷卻后送入貯槽。流程圖如上圖.專業(yè).整理.下載可編輯精餾塔的物料衡算生產能力（進料量）30000噸／年操作周期7200小時／年進料成分：含氯苯35%（質量分率，下同）塔頂產品組成氯苯含量不得高于1.7%;塔底產品組成含氯苯為98%.2、操作條件操作壓力4000Pa（表壓）進料熱狀態(tài)q=0.7單板壓降：<或=0.7kPa3、設備型式篩板或浮閥塔板（F1型）苯、氯苯純組分的飽和蒸汽壓溫度℃8090100110120130131.8Pio0.1331kPa苯760102513501760225028402900氯苯148205293400543719760不大于0.7kPa。由《化學化工物性數(shù)據(jù)手冊》 P174可知：表5-1苯和氯苯的物理性質項目分子式分子量M沸點（K）臨界溫度t（C℃）臨界壓強PC（atm）苯AC6H678.11353.3562.148.3氯苯BC6H5cl112.6404.9632.444.6由《石油化工基礎數(shù)據(jù)手冊》 P457及插計算可知：表5-2液體的表面力溫度6080100120140苯，mN/m23.7421.2718.8516.4914.17氯苯，mN/m25.9623.7521.5719.4217.32由《化學化工物性數(shù)據(jù)手冊》 P299、P300可知：表5-3苯與氯苯的液相密度溫度(℃)6080100120140苯,kg/m3836.6815.0792.5768.9744.1氯苯,kg/m31064.01042.01019.0996.4972.9由《化學化工物性數(shù)據(jù)手冊》P303、P304可知：.專業(yè).整理.下載可編輯表5-4液體粘度μL溫度(℃)6080100120140苯（mP.s）0.3810.3080.2550.2150.184a氯苯（mP.s）0.5150.4280.3630.3130.274a 原料液及塔頂、塔底產品的摩爾分數(shù)苯的摩爾質量MA=78.11kg/kmol氯苯的摩爾質量 MB=112.561kg/kmol0.65xf78.110.7270.650.3578.11112.560.983xD78.110.9880.9830.01778.11112.560.02xw78.110.0310.020.9878.11112.56 原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量MF 0.727 78.11 (1 0.727) 112.56 87.51Kg KmolMW 0.988 78.11 (1 0.988) 112.56 78.52Kg KmolM D 0.031 78.11 (1 0.031) 112.56 111.57Kg Kmol.專業(yè).整理.下載可編輯 物料衡算30000000原料處理量F F 300 24 47.61Kmolh87.51總物料衡算 F D W47.61 D W 代入苯物料衡算47.610.7270.988D0.031W得D=34.636Kmol/hW=12.974Kmol/h2.2.塔板數(shù)的確定 理論板層數(shù) NT的求解苯—氯苯為理想物系,可采用圖解法求理論板層數(shù)。①由任務書給定的苯、氯苯組分的飽和蒸氣壓數(shù)據(jù)（表1-1），可得苯—氯苯物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，如下表所示：表1-2苯-氯苯氣液平衡數(shù)據(jù)t/℃8090100120130131.8x1.0030.6790.4440.1280.0200.001y1.0010.9140.7860.3790.0.003根據(jù)氣液平衡數(shù)據(jù)，可繪出 x—y圖，如下圖（1—1）.專業(yè).整理.下載可編輯10.90.80.70.60.50.40.30.20.100 0.1 0.2 0.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1x圖1—1苯—氯苯的平衡曲線根據(jù)平衡曲線圖，可求出理論板數(shù)：.專業(yè).整理.下載可編輯圖1—2圖解法求理論板數(shù)②求最小回流比及操作回流比。采用作圖法求最小回流比。在圖1-1中對角線上，自點e(0.727,0.727)作垂線（q線），該線與平衡線的交點坐標為：yq 0.921 xq 0.727故最小回流比為RminxDyq0.9880.921yqxq0.9210.3450.727取操作回流比為R 2Rmin 0.690③求精餾塔的氣、液負荷L RD 0.69034.63 23.89Kmol/hV (R 1)D (0.690 1) 34.636 58.53Kmol/hL' L F 23.89 47.61 71.5Kmol/hV' V 58.53Kmol/h④求操作線方程精餾段操作線方程為yLxDxD23.98x34.630.9880.409x0.584VV58.5358.53提餾段操作線方程為'W'xW71.5xy'L'x'12.9740.0311.221x'0.047VV58.538.53⑤圖解法求理論板層數(shù)采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖1—2所示。求解結果為總理論板層數(shù)NT=10(包括再沸器)進料板位置NF4.專業(yè).整理.下載可編輯 實際板層數(shù)的求取精餾段實際板層數(shù)N精4/0.75.76提餾段實際板層數(shù)N提7/0.5213.46142.3.精餾段的工藝條件及有關物性數(shù)據(jù)的計算 精餾段操作壓力計算塔頂操作壓力PD101.334105.33KPa每層塔板壓降△P=0.7KPa進料板壓力PF105.330.76109.53KPa精餾段平均壓力Pm105.33109.93107.63KPa2 提餾段操作壓力的計算塔底操作壓力PW105.330.715115.83KPa提餾段平均壓力Pm'115.83109.53112.68KPa2 操作溫度計算根據(jù)苯—氯苯在不同溫度下的飽和蒸汽壓數(shù)據(jù)， 可知在不同溫度下的氣液平衡數(shù)據(jù)，可繪得苯—氯苯的 t—x—y圖，見下圖.專業(yè).整理.下載可編輯圖1—3苯-氯苯的氣液平衡相圖由圖可知：塔頂溫度：t=80.4℃進料板溫度：t=89.1.℃精餾段平均溫度:t89.180.484.75℃2塔底溫度：t=130℃提餾段平均溫度：t89.1130109.55℃2 平均摩爾質量計算塔頂平均摩爾質量計算由xD y1 0.988，查得平衡曲線（見圖 1—2），得x10.955MVDm0.98878.11(10.988)112.678.52Kg/KmolMLDm0.95578.1(10.955)112.679.65Kg/Kmol.專業(yè).整理.下載可編輯進料板平均摩爾質量計算由圖解理論板（見圖 1—2），得xF 0.678查平衡曲線（見圖 1—2）得yF 0.912MVFm0.91278.110.912112.681.14Kg/KmolMLFm0.67878.110.678112.689.21Kg/Kmol精餾段平均摩爾質量M

Vm（精）

78.52 81.142

79.83kg/kmolM

Lm(精）

79.65 89.212

84.43kg/kmol 平均密度的計算①氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算PM（精）107.0579.832.871Kg/m3（精）MVmVmRT8.31484.75273.15②液相平均密度的計算液相平均密度依下式計算1aiLmi塔頂液相平均密度的計算A786.97Kg/m3，B1104.28Kg/m3LDm1790.14Kg/m3(0.986/786.97 0.014/1104.28)由tF89.1C查手冊得進料板液相平均密度的計算.專業(yè).整理.下載可編輯A 803.0Kg/m3 B 1030.5Kg/m3進料板液相質量分率aA0.6578.10.92578.1(10.65)0.65112.6LFm8031882.06kg/m30.5940.4061030.5精餾段液相平均密度為（精） 790.14 882.06 836.1Kg/m3Lm2 液體平均表面力計算液體平均表面力依下式計算Lm ∑xi i塔頂液相平均表面力的計算由tD 80.4C查手冊得21.27mN/m23.75mN/mLDm 0.98821.27 0.01223.75 21.29mN/m進料板液相平均表面力的計算由tF89.1C查手冊得ABLDm

20.06mN/m22.66mN/m0.678 20.06 (1 0.678) 22.66 21.30mN/m則精餾段平均表面力：21.2920.90Lm21.10mN/m2.專業(yè).整理.下載可編輯 液體平均黏度的計算液體平均黏度依下式計算nlg lm xilg ii 1塔頂液相平均粘度的計算：tD80.4C查手冊得0.308mPas,B0.428mPaslg LDm 0.986lg0.308 0.014lg0.428解出LDm 0.309mPas進料板液相平均粘度的計算由tF 89.1C查手冊得0.282B0.396lg‘LFm0.678lg0.2820.323lg0.396解出 LFm 0.315mPas2.4. 精餾塔的塔體工藝尺寸的計算 塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為VsVMVm58.5379.830.452m3/s3600Vm36002.871LsLMLm23.8984.430.00067m3/s3600Lm3600836.1.專業(yè).整理.由 max C

下載可編輯VV0.2式中C由CC20L計算，其中的C20由附圖1師史密斯關聯(lián)圖查取。20圖的橫坐標為Lh0.53600836.10.5L0.000670.0253Vh0.45236002.871V板間距與塔徑關系表5-5塔徑DT，m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.42.4～4.0板間距HT，mm200～300250～350300～450350～600400～600根據(jù)上表，取板間距H=0.4m,板上液層高度hL0.06m,則THThL0.40.060.34m查附圖1—1得C200.0730.20.2CCL21.100.073200.0722020umax0.073836.12.8711.243m/s2.871取安全系數(shù)為0.7，則空塔氣速為u0.7umax0.71.2430.8770m/s4Vs40.4520.656mD3.14u0.877按標準塔徑園整后為D0.7m700mm塔截面積為實際空塔氣速為ATD23.140.720.384m244.專業(yè).整理.下載可編輯 精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為Z精（N精1）HT610.450.42m提餾段有效高度為Z提 14 1 0.4 13 0.4 5.2m在進料板上方開一人孔，其高度為 0.8m故精餾塔的有效高度為Z=ZZ精Z提0.825.60.88m2.5.塔板主要工藝尺寸的計算 溢流裝置計算因塔徑D=0.7m,可選用單溢流堰弓形降液管，采用凹形受液盤，各項計算如下：堰長lw取堰長為 lw 0.66D 0.66 0.70 0.462m溢流堰的高度hW由hWhLhOW選取平直堰，堰上液層高度 hOW，由下式計算22.843LhhOWE1000lW近似取E=1，則22.84E3hOWLh2.8410.0006736001000lW10000.462

230.0085m取上層清液層高度hL 30mm.專業(yè).整理.下載可編輯hw 0.06 0.0085 0.0515m弓形降液管寬度Wd和截面積Af由lW0.4620.66D0.7查附圖2弓形降液管參數(shù)，得Af0.0722Wd0.124ATD故Af0.0722AT0.07220.3840.0277m2Wd0.124D0.1240.70.0868m依3600AfHT3～5驗算液體在降液管中停留時間，即Lh3600AfHT36000.02770.75sLh28.94s0.000673600故降液管設計合理。降液管底隙高度hohoLh3600lw'o取u0'0.08m/s則hoLh0.0006736003600lw'0.0181mo36000.4620.08hWh00.05330.01810.0352m0.006m故降液管底隙高度設計合理選用凹形受液盤，深度 hW' 36mm 塔板布置塔板的分塊因D=700mm，故塔板采用整塊式。邊緣區(qū)寬度確定開孔區(qū)面積計算.專業(yè).整理.下載可編輯取Ws Ws' 0.065m， Wd 0.035m塔板的分塊因D800mm，故塔板采用分塊式。查表5-3得，塔板分為3塊2)由式：Aa2xR2x2R2sin1x計算開空區(qū)面積，其中：180RRDWC0.70.365m，220.035DWdWs0.70.0650.206m；所以x0.1522Aa20.2110.36520.21120.3652sin10.2060.565m21800.565篩孔計算及其排列本例所處理的物系無腐蝕性，可選用 3mm碳鋼板，取篩孔直徑d0 5mm。篩孔按正三角形排列，取孔中心距 t為t 3d0 15mm篩孔數(shù)目為n1.155Aa1.1550.5652900n0.0152t2開孔率為0.907(d0)20.907(0.005)210.1%t0.015氣體通過閥孔的氣速為Vs0.4527.92u00.1010.565A0.專業(yè).整理.下載可編輯2.6. 篩板的流體力學驗算 塔板壓降①干板阻力hc計算干板阻力hc由下式計算hc0.051uoVc0Ld051.67，查附圖3干篩孔的流量系數(shù)圖，得，c00.772由3故hc0.051(6.59)2(2.871)0.0127m0.772836.1②氣體通過液層的阻力 h1的計算氣體通過液層的阻力 h1由式h1 hL計算，h1 hLuaVs0.452ATAf0.3841.29m/s0.036F00.8352.8731.415kg0.5/sm0.5查附圖4充氣系數(shù)關聯(lián)圖，得0.67故h1hL(hwhow)0.67(0.05330.0067)0.0402m液柱氣體通過每層塔板的壓降為PP hP Lg 0.0402 836.1 9.81 329.7Pa 0.7kP故，設計允許.專業(yè).整理.下載可編輯 液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和流量均不發(fā)， 故可忽略液面落差的影響。 液沫夾帶液沫夾帶由下式計算5.7106ua3.2eVHThfLhf2.5hL2.50.51.25m故5.71063.25.71063.2eVa1.2液氣液/kg氣HThf21.101030.0097kg/kg0.1kg0.40.15故在本設計中液沫夾帶 eV在允許圍。 液漏對篩板塔，漏液點氣速u0,min，可由下式計算u0,min4.4C00.00560.13hLhLVu0,min4.40.7720.00560.130.050.002849.782.8735.86實際孔速u09.21m/su0,min穩(wěn)定系數(shù)為Ku09.211.571.5u0,min5.86故在本設計中無明顯漏夜。.專業(yè).整理.下載可編輯 液泛為防止塔發(fā)生液泛，降液管液層高度 Hd應服從下式的關系Hd HT hW苯—氯苯物系屬一般物系，取 0.5，則HThW0.50.40.05330.2266m而HdhphLhd板上不設進口堰，hd可由下式計算，即hd0.153u0'20.15320.001m0.07HdhphLhd0.04020.050.0010.0912m液柱所以HdHThW故在本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象2.7.塔板負荷性能圖 漏液線由u0,min4.4C00.00560.13hLhLVu0,minVs,minA0hLhWhOW22.84Lh3hOWElW100022.84Lh3Vs,min4.4C0AO0.00560.13hWEhLV1000lW得.專業(yè).整理.下載可編輯22.8413600Ls3836.1Vs,min4.40.7720.1010.098040.00560.130.0460.002010000.4622.871整理得Vs,min3.4580.009810.136Ls2/3在操作圍，任取幾個 Ls值，依上式計算出 Vs值，計算結果列于下表所示LS,m3/s0.00020.00040.00060.0008V,m3/s0.05970.06070.06160.0623S由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1 液沫夾帶線以eV0.1液kg/kg氣為限，求VS—LS關系如下：5.7106ua3.2eVHThfLuaVsVs2.14VsATAf0.5030.036hf2.5hL2.5(hWhOW)hW0.05332/3how2.8413600Ls1.05L2/310000.53s故hf0.1282.6Ls2/3HThf0.2722.6Ls2/35.71062.141VS3.2整理得：VS0.8077.7093LS2/30.11030.2722.6L2S/321.10在操作圍，任取幾個 Ls值，依上式計算出 Vs值，計算結果列于下表所示LS(m3/s)0.00060.00150.00300.0045VS(m3/s)0.7350.7080.6500.601由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2.專業(yè).整理.下載可編輯 液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度hOW 0.006m作為最小液體負荷標準。由下式計算22.84Lh3hOW0.007mElW1000取E=1，則0.0071000LS,min2.84

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0.4623600

0.000394m/s據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線 3 液相負荷上限線以4s作為液體在降液管中停留時間的下線，由下式計算AfHT4Ls故LS,maxAfHT0.0360.4m3/sLS40.0036據(jù)此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線 4。 液泛線令Hd HT hW由Hd hp hL hd;hp hc h1 h;h1 hL;hL hW hOW連立得HT 1hW 1hOW hc hd h忽略h，將hOW與LS,hd與L，hc與VS的關系式代入上式，并整理得2a'Vs2 b'c'L2sd'Ls3.專業(yè).整理.下載可編輯式中a'0.051VA0c02Lb'HT1hWc'0.153(lWh0)22d'2.8410336003E1lW帶入有關數(shù)據(jù)得0.051a(A0c0)2b'HT(c'0.153/lwh0

V0.0512.871L0.1010.7720.58620.083836.11)hw0.50.40.50.6510.0510.14120.01124510.470.153/0.532/32/3d'2.84103E136002.84103110.6536001.687lw0.462故VS21.69954343.01l2S20.349Ls2/3在操作圍，任取幾個 Ls值，依上式計算出 Vs值，計算結果列于下表所示LSm3/s0.00060.00150.00300.0045VSm3/s1.6681.2860.7980.054依表中數(shù)據(jù)作出液泛線 5，在負荷性能圖上，作出操作點 A，連接OA，即可作出操作線。由圖課看出，改篩板的操作上限為液泛控制，下限為液漏控制。由圖5-20得，VS,man1.075m3/sVs,min0.317m3/sVs,man1.0753.391故操作彈性為Vs,min0.317.專業(yè).整理.下載可編輯圖5-20精餾段篩板負荷性能圖所設計篩板的主要結構如下表篩板塔設計計算結果序號項目數(shù)值1平均溫度tm,℃87.252氣相壓力P，KPa107.05m330.452氣相流量Vs，（m/s）4液相流量Ls,(m3/s)0.000675實際塔板數(shù)156有效段高度Z，m87塔徑，m0.78板間距，m0.49溢流形式單溢流10降液管形式弓形11堰長，m0.462.專業(yè).整理.下載可編輯12堰高,m0.040713板上液層高度,m0.0514堰上液層高度,m0.008515降液管底隙高度,m0.0018116安定區(qū)寬度,m0.06517邊緣區(qū)寬度,m0.18開孔區(qū)面積,m20.0980419篩孔直徑,m0.00520篩孔數(shù)目290021孔中心距,m0.01522開孔率,%10.123空塔氣速,m3/s0.43224篩孔氣速,m3/s7.9225穩(wěn)定系數(shù)1.5626每層塔板壓降,Pa508.727負荷上限液泛控制28負荷下限漏液控制29液沫夾帶eV,(kg液/kg0.007630氣)0.00363130.000452氣相