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苯-氯苯浮阀式精馏塔的设计.doc

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1成 绩XX 民族学院化工原理课程设计说明书题 目: 苯-氯苯浮阀式精馏塔的设计 设 计 人: XX 系 别: 生物工程 班 级: 生物工程 104 指导教师: XX 设计日期:2012 年 10 月 22 日~ 11 月 28 日 2化工原理课程设计任务书(一)设计题目 苯-氯苯连续精馏塔的设计(二)设计任务及操作条件设计任务(1)原料液组成:氯苯 40% (质量)。(2)塔顶馏出液:氯苯不得高于 2.5%釜液含苯 2%,(质量)。(3)处理能力:60000 吨/年 (料液)(4)工作日:320 天/年操作条件(1)塔顶压强:常压 (表压) 。(2)进料热状态:泡点。(3)回流比:自选。 设备型式F1 型浮阀塔(三)设计内容1)设计说明书的内容1) 精馏塔的物料衡算;2) 塔板数的确定;3) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算;4) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算;5) 塔板主要工艺尺寸的计算; 6) 塔板的流体力学验算; 7) 塔板负荷性能图; 8) 对设计过程的评述和有关问题的讨论。9) 辅助设备的设计与选型2.设计图纸要求:1) 绘制工艺流程图 2) 绘制精馏塔装置图 3(四)参考资料1.物性数据的计算与图表2.杨祖荣 主编。 《化工原理》 化学工业出版社。2009.6 第二版。3.任晓光 主编。 《化工原理课程设计指导》 化学工业出版社。2009.2 第一版。苯、氯苯纯组分的饱和蒸汽压数据 其他物性数据可查有关手册。 4目录前 言 .61.设计方案的思考 .62.设计方案的特点 .63.工艺流程的确定 .6一.设备工艺条件的计算 .81.设计方案的确定及工艺流程的说明 .82.全塔的物料衡算 .82.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率 .82.2 平均摩尔质量 .82.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率 .83.塔板数的确定 .93.1 理论塔板数 的求取 9TN3.2 确定操作的回流比 R103.3 求理论塔板数 113.4 全塔效率 13TE3.5 实际塔板数 (近似取两段效率相同) .14pN4.操作工艺条件及相关物性数据的计算 .144.1 平均压强 .14m4.2 平均温度 .15t4.3 平均分子量 15mM4.4 平均密度 16ρ4.5 液体的平均表面张力 17mσ4.6 液体的平均粘度 18Lμ,4.7 气液相体积流量 .186 主要设备工艺尺寸设计 206.1 塔径 .207 塔板工艺结构尺寸的设计与计算 227.1 溢流装置 .227.2 塔板布置 .24二 塔板流的体力学计算 .261 塔板压降 2652 液泛计算 283 雾沫夹带的计算 294 塔板负荷性能图 314.1 雾沫夹带上限线 .314.2 液泛线 .324.3 液相负荷上限线 .334.4 气体负荷下限线(漏液线) .344.5 液相负荷下限线 .34三 板式塔的结构与附属设备 .361 塔顶空间 362 塔底空间 363 人孔数目 364 塔高 375 接管 375.1 进料管 .375.2 回流管 .385.3 塔顶蒸汽接管 .385.4 釜液排出管 .395.5 塔釜进气管 .396 筒体与封头 407.1 筒体 .407.2 封头 .407.3 裙座 .407 附属设备设计 417.1 泵的计算 .417.2 冷凝器 .427.3 再沸器 .42四 计算结果总汇 .43五 结束语 .44六 符号说明: .456前 言1.原理双组分混合液的分离是最简单的精馏操作。典型的精 馏 设 备 是连续精馏装置 ,包括精 馏 塔 、再 沸 器 、冷 凝 器 等。精馏塔供汽液两相接触进行相 际 传 质 ,位于塔顶的冷凝器使蒸气得到部分冷凝,部分凝液作为回流液返回塔顶,其余馏出液是塔顶产品。位于塔底的再沸器使液体部分汽化,蒸气沿塔上升,余下的液体作为塔底产品。进料加在塔的中部,进料中的液体和上塔段来的液体一起沿塔下降,进料中的蒸气和下塔段来的蒸气一起沿塔上升。在整个精馏塔中,汽液两相逆流接触,进行相际传质。液 相 中的易挥发组 分 进入汽相,汽相中的难挥发组分转入液相。对不形成恒沸物的物系,只要设计和操作得当,馏出液将是高纯度的易挥发组分,塔底产物将是高纯度的难挥发组分。进料口以上的塔段,把上升蒸气中易挥发组分进一步提浓,称为精馏段;进料口以下的塔段,从下降液体中提取易挥发组分,称为提馏段。两段操作的结合,使液体混 合 物中的两个组分较完全地分离,生产出所需纯度的两种产品。2.设计方案的特点浮阀塔由于气液接触状态良好,雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故),塔板效率较高,生产能力较大。浮阀塔应用广泛,对液体负荷变化敏感,不适宜处理易聚合或者含有固体悬浮物的物料,浮阀塔涉及液体均布问题在气液接触需冷却时会使结构复杂板式塔的设计资料更易得到,便于设计和对比,而且更可靠。浮阀塔更适合,塔径不是很大,易气泡物系,腐蚀性物系,而且适合真空操作。3.工艺流程的确定原料液由泵从原料储罐中引出,在预热器中预热后送入连续板式精馏塔 F1型浮阀塔) ,塔顶上升蒸汽流采用强制循环式列管全凝器冷凝后一部分作为回流液,其余作为产品经冷却至后送至产品槽;塔釜采用热虹吸立式再沸器提供气7相流,塔釜残液送至废热锅炉。以下是浮阀精馏塔工艺简图:8一.设备工艺条件的计算1.设计方案的确定及工艺流程的说明本设计任务为分离苯-氯苯混合物。对于二元混合物的分离,应采用连续精馏过程。设计中采用泡点进料(q=1) ,将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝,冷凝液在泡点下一部分回流至塔内,其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系,最小回流比较小,故操作回流比取最小回流比的 2 倍。塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。2.全塔的物料衡算2.1 料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和氯苯的相对摩尔质量分别为 78.11 kg/kmol 和 112.56kg/kmol。684.05.12/4.078/6. Fx 9395D 2.6./9./2.Wx2.2 平均摩尔质量 ol89.0kg/m压12.560.84)(压.6781 MF 793D/l.2. W2.3 料液及塔顶底产品的摩尔流率依题给条件:一年以 320 天,一天以 24 小时计,有: 9,全塔物料衡算:hkg/80.13924h)/(30820kgW, 釜液处理量 molW/.56.总物料衡算 DF苯物料衡算 W029.83.4.0联立解得 kol/h 197 2.63.塔板数的确定3.1 理论塔板数 的求取TN苯-氯苯物系属于理想物系,可采用梯级图解法(M·T 法)求取 ,步骤TN如下:1.根据苯-氯苯的相平衡数据,利用泡点方程和露点方程求取 yx~依据 , ,将所得计算结果列表如下:BABt ppx/ tApxy/t=760 (mmHg)表 3-1 相关数据计算温度/℃ 80 90 100 110 120 130 140苯/mmHg760 1025 1350 1760 2250 2840 2900ip氯苯/mmHg148 205 293 400 543 719 760x 1 0.677 0.442 0.265 0.127 0.019 0两相摩尔分率 y 1 0.913 0.785 0.614 0.376 0.071 0相对挥发度oABP5.135135 54.607509 4.44.1436463.949933.81578910本题中,塔内压力接近常压(实际上略高于常压) ,而表中所给为常压下的相平衡数据,因为操作压力偏离常压很小,所以其对 平衡关系的影响完全yx~可以忽略。平均相对挥发度 ,则,汽液平衡方程为:436.xxy.1)(13.2 确定操作的回流比 R将表 3-1 中数据作图得 x-y 曲线及 t-x-y 曲线(既体系相平衡曲线) 。图 3-1 苯—氯苯混合液的 x—y 图11图 3-1 苯—氯苯混合液的 t-x-y 图在 图上,因泡点进料, ,查得,得 , 。故yx~1q684.0Fex983.0Dx有: 906.e 347.06893mineDxyR取实际操作的回流为最小回流比的 2 倍,即:9.0347.2min求精馏塔的汽、液相负荷 kmol/h 136.86RDLl/ .97)(0941)(Vl/ 23.8F, kol/h 9,3.3 求理论塔板数精馏段操作线: 580.41.01xRxyD12提馏段操作线: 0781.269.1xVWxLywQ 线方程:x=0.684精馏段操作线为过 和 两点的直线。83.0,95.,提馏段操作线为过 和 两点的直线。20781采用图解法求理论板层数,在 x-y 图上作平衡曲线和对角线,并依上述方法作精馏段操作线和提镏段操作线。操作线数据如下:表 3-2 相关数据计算从)983.0,(Dx开始,在精馏段操 作线与平衡线之间 绘由水平线和铅垂 线构成的梯级。当梯 级跨过两操作线交 点)8605.,43.(d时,则改在提镏段 与平衡线之间绘梯 级,直至梯级的铅垂线达到或越过点 为止。用 Excel 作图,各梯级的坐标)029.,(Wx如下:x y1 0.9900.933 0.962530.883 0.942030.833 0.921530.783 0.90103精馏段0.6843 0.860560.6843 0.860560.4843 0.6067670.2843 0.3529670.0843 0.0991670.029 0.029提镏断0.00615 013图 3-2 苯-氯苯物系精馏分离理论塔板数的图解按上法图解得到:总理论板层数 块(包括再沸器)8TN加料板位置 4F3.4 全塔效率 TE选用 公式计算。该式适用于液相粘度为mμlog61.07.0.07~1.4mPa·s 的烃类物系,式中的 为全塔平均温度下以进料组成表示的平均粘度。14查图 3-1,由 =0.983 =0.029 查得塔顶及塔釜温度分别为:DxW=80.53℃ =135.26℃,tDWt全塔平均温度 =( + )/2=(80.53+135.26)/2=107.9℃mtD根据表 3-3表 3-3 苯-氯苯温度粘度关系表温度℃ 40 60 80 100 120 140苯 粘度 mPa·s 0.485 0.381 0.308 0.255 0.215 0.184氯苯 粘度 mPa·s 0.701 0.542 0.439 0.345 0.269 0.2199.107215.0苯苯  smPa239.0苯.69.34.氯 苯氯 苯 15.氯 苯利用差值法求得: , 。smPa2390苯sPa36.0氯 苯632.084.156841 FFmxx氯 苯苯2.log17log6.07.mTE3.5 实际塔板数 (近似取两段效率相同)pN精馏段: 块,取 块6.53.0/1p 61pN提馏段: 块,取 块212 2总塔板数 块81ppN4.操作工艺条件及相关物性数据的计算4.1 平均压强 mp取每层塔板压降为 0.7kPa 计算。15塔顶: kPa3.10Dp加料板: kPa5.1067.F塔底: 9.325.W精馏段平均压强 a8./.10p提镏段平均压强 kP710.' 4.2 平均温度 mt利用表 3-1 数据,由拉格朗日差值法可得塔顶温度 ,1983.067.18Dt℃52.0t加料板 ,4Ft℃78.9Ft塔底温度 ,01.2.3019.3Wt ℃26.35Wt精馏段平均温度 ℃.8/758mT提镏段平均温度 ℃52.6.3' 4.3 平均分子量 mM精馏段: ℃15.8T液相组成: ,1805.67.09x34.1气相组成: ,.13.1y95.1所以 kmolgML /37.84.056.284.07V 695916提镏段: ℃52.1'mT液相组成: ,265.0117.06.x230.x气相组成: ,4.3.4.22y54.2y所以 kmolgML /6.103.56.10.78' V 479'4.4 平均密度 mρ4.4.1 液相平均密度 L,表 4-1 组分的液相密度 ( kg/m3)ρ温度, (℃) 80 90 100 110 120 130 140苯 817 805 793 782 770 757 745ρ氯苯 1039 1028 1018 1008 997 985 975纯组分在任何温度下的密度可由下式计算苯 : 推荐:tA187.92 tA186.392ρ氯苯 : 推荐:BρB0574式中的 t 为温度,℃塔顶: D=80.52℃3, kg/m42.8165.0186.392186.392 tAL, 9740574BD 3,,,, kg/81.2059.10382.61 mLDBLDAmLa进料板: ℃78.9Ft3, /4.57.6.1.32tAL173, kg/m72.108.90657.1420657.142 tBLF 3,,,, /.2.8.mLFBLFAmLFa塔底: ℃52.1,T3, kg/9.785.16.39186.39 tALW, 4020420574B 3,,,, kg/m69.89.183.1  mLWBLWAmLWa精馏段: 3kg/4.852/0.8.2提镏段: 96'L4.4.2 汽相平均密度 mVρ,精馏段: 3, kg/m7.215.8.27314.860vRTMp提镏段: 3',' /9'mVv4.5 液体的平均表面张力 σ表 5-1 组分的表面张力 σ温度 80 85 110 115 120 130σA 苯 21.2 20.6 17.3 16.8 16.3 15.3σB 氯苯 26.1 25.7 22.7 22.2 21.6 20.4液体平均表面张力依下式计算,即 iLmx塔顶液相平均表面张力的计算由 ,用内插法得℃52.80Dt18,2.18056.20.18,ADN/m26.1,AD, .7.,B /4.,B/3.21.601729830mLD进料板液相平均表面张力的计算由 ,用内插法得℃7.Ft,6.2085793.162085,AFN/m97.1,AF, 7.,BF /3.25,BF/60.1.3160976840mLF塔底液相平均表面张力的计算由 ,用内插法得℃52.1Wt,3.170528.6370,AWN/m05.17,AW, .21,B /4.2,B/9.5.971050mLW精馏段液相平均表面张力为 mN/2./)6.234.1(L提镏段液相平均表面张力为 /8.1/)0.9.(' L4.6 液体的平均粘度 mLμ,表 6-1 不同温度下苯—氯苯的粘度 温度 60 80 100 120 14019t,℃苯 mPas 0.381 0.308 0.255 0.215 0.184氯苯 mPas 0.542 0.439 0.345 0.269 0.219液相平均粘度可用 表示lglgLmiix4.6.1 塔顶液相平均粘度,308.52308.25.1AsPaA307.,49.49B4.B,37.0lg)8.1(307lg8lg, mLD smPaLD309.,4.6.2 进料板液相平均粘度,308.9308.25.1AsmPaA28.,4.74BB39.,.0lg)68.1(20lg68lg, mLF smPaLF31.0,4.6.3 塔底液相平均粘度, 25.021.05.AsmPaA230.,34.169.34.BB97.,2.0lg).(20lg0lg, mLW sPamLW295.0,4.7 气液相体积流量精馏段:20汽相体积流量 /sm68.27.36093603, mVsM汽相体积流量 /h8/s8.23h液相体积流量 /s07.41.560.33, mLs液相体积流量 /h37/s7.0h提镏段:汽相体积流量 /sm693.2.36049360,'' mVsM汽相体积流量 /h8/s9.2'h液相体积流量 /s013.5.94360.2360,'' mWLs液相体积流量 /h18.7/s1.'h6 主要设备工艺尺寸设计6.1 塔径精馏段:塔板间距 HT的选定很重要,可参照下表所示经验关系选取。表 6-1 板间距与塔径关系塔径 DT,m 0.3~0.5 0.5~0.8 0.8~1.6 1.6~2.0 2.4~4.0 2.4板间距HT,mm 200~300 300~350 350~450 450~600 500~800 =60021初选塔板间距 及板上液层高度 ,则:m450THm60Lh39.6.LTh按史密斯泛点关联法计算塔径。(1)精馏段①最大气速 (即泛点气速 )maxuFu0248.7.21856.035.5.0 VLs查 Smith 通用关联图得 0C负荷因子 087.2.186.20 泛点气速: m/s52.17./.2415./max VLu②气速可取安全系数为 0.75(安全系数 0.6—0.8)则空塔气速为 m/s14.75.0axu③塔径 m72.1)4.3(682/4VDs按标准塔径圆整取 .(2)提镏段:22初选塔板间距 及板上液层高度 ,则:m450THm60Lh39.6LTh①最大气速 (即泛点气速 )'maxuFu0831.2.35469.01'' .5.0 VLs查 Smith 通用关联图得 0C负荷因子 081.26.18.2'0 L泛点气速: m/s 381.2./).3594(.'/'''max VLu②气速取安全系数为 0.75,空塔气速为 m/s0.17.'axu③塔径 82.)4.3/(69.24/'' uVDs按标准塔径圆整取 .0m7 塔板工艺结构尺寸的设计与计算7.1 溢流装置因塔径为 2.0m,所以采用单溢流型的平顶弓形溢流堰、弓形降液管、凹形受液盘,且不设进口内堰。7.1.1 溢流堰长(出口堰长) wl取 m3.1265.0.Dlw精馏段堰上溢流强度 ,hm/130~hm/60.17./5/ 3 whlL满足强度要求。提镏段堰上溢流强度 ,//2.4./84/ 33' whl满足强度要求。237.1.2 出口堰高 whoLwh对平直堰 3/20284.whwlLE精馏段:由 及 ,查化工原理课程设计图7/Dl 04.7.1/5/52. 5-5 得 ,1E于是查表得:(满足要求)mhow06.4.0496.1oL验证: (设计合理)owwhh.5.提镏段:由 及, 查化工原理课程6/Dl 48.23.1/87/' 55.2lL设计图 5-5 得 ,于是查表得:1E(满足要求)m0.27.'owh03.276' oL验证: (设计合理)''' 1.5. owwhh7.1.3 降液管的宽度 和降液管的面积dWfA由 ,查化工原理课程设计图 5-7 得6.0/Dlw,即:7./,125TfdAW, , 。m. 22m14.32198.0fA24图 7-1液体在降液管内的停留时间精馏段: (满足要求)s526.037./452.0/ sTfLHA提镏段: (满足要求)1''sf7.1.4 降液管的底隙高度 oh精馏段:取液体通过降液管底隙的流速 ,则有:m/s0.ou( 不宜小于 0.02~0.025m,本结果满足要m029.1.3700owsulLhoh求)故合理w 06.496.0 提镏段:取液体通过降液管底隙的流速 ,则有:/s4.ou( 不宜小于 0.02~0.025m,本结果满足要m025.43.1' owsulLhoh求)故合理w 06.780.' 7.2 塔板分布7.2.1 塔板的分块本设计塔径为 ,故塔板采用分块式。mmD1200.27.2.4 浮阀数计算及其排列精馏段:预先选取阀孔动能因子 ,由 F0= 可求阀孔气速 ,0vuu即 smFuv/21.7.0F-1 型浮阀的孔径为 39mm,故每层塔板上浮阀个数为2530921.7)039.(46802 udVNs取边缘区宽度 m,破沫区宽度 mc.Ws.10W计算塔板上的鼓泡区面积, 221(sin)80a xAxrr其中: Dsd 601.).9.()mWrc46.2故 2122 094.)].(sin80.13.094.61.0[2 mAa  浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心 t75则排间距 09.3075.42' Nta考虑到塔径比较大,而且采用塔板分块,各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积,因而排间距不宜采用 0.090m,而应小一点,故取 ,按mt80', 以等腰三角叉排方式作图得阀孔数mt75t80' 3N实际孔速 sNdVus /30.7)9.0(4/3682/4' 2200 阀孔动能因数为 14.27.3.'',0vuF所以阀孔动能因子变化不大,仍在 9~14 的合理范围内,故此阀孔实排数适用。开孔率: %52.1/0).239(0)(/20 DdNAT此开孔率在 5%~15%范围内,符合要求。所以这样开孔是合理的。提镏段:预先选取阀孔动能因子 ,由 F0= 可求阀孔气速120vu'0u26即 smFuv/69.2.31'0' F-1 型浮阀的孔径为 39mm,故每层塔板上浮阀个数为 3469.)03.(48202 udVNs浮阀排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的孔心 mt75则排间距 083.4075.2' NtAa考虑到塔径比较大,而且采用塔板分块,各块支撑与衔接也要占去一部分鼓泡区面积,因而排间距不宜采用 0.083m,而应小一点,故取 ,按mt80', 以等腰三角叉排方式作图得阀孔数mt75t80' 3N实际孔速 sNdVus /4.7)039.(785.306275.' 22'0 阀孔动能因数为 .12.4.'',0vuF所以阀孔动能因子变化不大,仍在 9~14 的合理范围内,故此阀孔实排数适用。 5.0).239()(/200DdNAT此开孔率在 5%~15%范围内,符合要求。所以这样开孔是合理的。27图 7-2 阀孔排列二 塔板流的体力学计算1 塔板压降精馏段(1)计算干板静压头降 ch由式 可计算临界阀孔气速 ,即825.173vcUocUsmvoc /01.67825.1825.1,可用 算干板静压头降,即cU0Lvccgh34.20mc 3.1.857.92)6(.5(2) 计算塔板上含气液层静压头降 fh由于所分离的苯和氯苯混合液为碳氢化合物,可取充气系数 ,已知板上5.0液层高度 所以依式,06.LhLl0l 3.50(3)计算液体表面张力所造成的静压头降 h由于采用浮阀塔板,克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小,所以可忽略不计。这样,气流经一层,浮阀塔板的静压头降 为pmhhlcp 062.3.02.PagL .51789461提镏段:(1)计算干板静压头降 ch28由式 可计算临界阀孔气速 ,即825.1'73vcUocUsmvoc /53.2.1'.' 85.825.1,可用 算干板静压头降,即'0cU''0'4.Lvccghmhc 29.35.98.2)5(34.' (2)计算塔板上含气液层静压头降 fh由于所分离的苯和甲苯混合液为碳氢化合物,可取充气系数 ,已知板上5.0液层高度 所以依式,06.LhLl0l 3.50'(3)计算液体表面张力所造成的静压头降 h由于采用浮阀塔板,克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小,所以可忽略不计。这样,气流经一层,浮阀塔板的静压头降 为pmhhlcp 059.3.029.'''  PagL 7.4845'22 液泛计算式 LdpdhH精馏段(1)计算气相通过一层塔板的静压头降 Ph前已计算 mp062.(2)液体通过降液管的静压头降 d因不设进口堰,所以可用式20153.hLhws式中 mlsLws .,.,/037. 0hd 1.29.15. 29(3)板上液层高度: mhL06.则 Hd 132.2.01为了防止液泛,按式: ,取安全系数 ,选定板间距)(wTdhH5.0,45.Tmhw96. mHT 250.)496.05.()( 从而可知 ,符合防止液泛的要求hHwTd132.0(4) 液体在降液管内停留时间校核应保证液体早降液管内的停留时间大于 3~5 s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计 sLHAsTf 526.037.42可见,所夹带气体可以释出。提镏段(1)计算气相通过一层塔板的静压头降 Ph前已计算 mhp059.'(2)液体通过降液管的静压头降 d因不设进口堰,所以可用式20''153.' hLhws式中 mlsLws .',.,/013.' 0hd 24515.' (3)板上液层高度: ,则hL06' mHd 1435.06.0245.9.' 为了防止液泛,按式: ,取安全系数 ,选定板间距)(wTdh,45.0THmw3.' mhT 24.0)3.45.0()'( 从而可知 ,符合防止液泛的要求hHwTd .1.' 30(4) 液体在降液管内停留时间校核应保证液体早降液管内的停留时间大于 3~5 s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计 sLHAsTf 56.7013.42'' 可见,所夹带气体可以释出。3 雾沫夹带的计算判断雾沫夹带量 是否在小于 10%的合理范围内,是通过计算泛点率 来完成Ve 1F的。泛点率的计算时间可用式:和1036.1 pFLsvLsAKcZ %078.1TFvLsAKcV塔板上液体流程长度 mWDZdL 42.9.2.塔板上液流面积 27014.3AfTp 图 3-1精馏段:苯和氯苯混合液可按正常物系处理,取物性系数 K 值,K=1.0 ,在从泛点负荷因数图中查得负荷因数 ,将以上数值分别代入上式0.127FC
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