苯-乙苯浮阀精馏塔的设计

1、课程设计目：浮阀式连续精馏塔的设计教 学院： 化学与材料工程学院专 业：学 号：学生姓名：指导教师：2010年 5月20日课程设计任务书20092010学年第2学期学生姓名： 专业班级：指导教师： 工作部门：一、课程设计题目浮阀式连续精馏塔设计二、课程设计内容（含技术指标）工艺条件与数据原料液量1500kg/h，含苯42% （质量分数，下同），乙苯58%；馏出液含苯 98%，残液含苯2%；泡点进料；料液可视为理想溶液。操作条件常压操作；回流液温度为塔顶蒸汽的露点；间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为 5kgf/cm2（绝对压力）；冷却水进口温度30C，出口温度为45C ；设备热损失为 加热蒸汽供热量的

2、5%。设计内容物料衡算、热量衡算；塔板数、塔径计算；溢流装置、塔盘设计；流体力学计算、负荷性能图。三、进度安排5月6日：分配任务；5月6日-5月14日：查询资料、初步设计；5月15日-5月21日：设计计算，完成报告。四、基本要求1.设计计算书1份：设计说明书是将本设计进行综合介绍和说明。设计说 明书应根据设计指导思想阐明设计特点，列出设计主要技术数据，对有关工艺流 程和设备选型作出技术上和经济上的论证和评价。应按设计程序列出计算公式和 计算结果，对所选用的物性数据和使用的经验公式、图表应注明来历。设计说明书应附有带控制点的工艺流程图，塔结构简图。设计说明书具体包括以下内容：封面；目录；绪论；工

3、艺流程、设备及操作 条件；塔工艺和设备设计计算；塔机械结构和塔体附件及附属设备选型和计算； 设计结果概览；附录；参考文献等。图纸1套：包括工艺流程图（3号图纸）和精馏塔装配总图（1号图纸）。教研室主任签名：年 月 日目录设计方案简介工艺流程草图及说明工艺计算及主体设备设计4 辅助设备的计算及选型；5.设计结果概要或设计一览表对本设计的评述；附图（工艺流程简图、主体设备工艺条件图）;参考文献。1.设计方案的选择及流程说明1.1设计方案的选定设计方案的选定是指确定整个精馏装置的流程、主要设备的结构的型式和 主要操作条件。所选方案必须：（1）能满足工艺要求，达到指定的产量和质量； （2）操作平稳、易

4、于调节；（3）经济合理；（4）生产安全。在实际的设计问题 中，上述四项都必须兼顾考虑。课程设计方案选定所涉及的主要内容有：操作压力进料状况、加热方式及 其热能的利用。操作压力精馏可在常压、加压或减压下进行，确定操作压力主要是根据处理物料的 性质、技术上的可行性和经济上的合理性来考虑。鉴于本课题，采用常压精馏。进料状态进料状态有多种，但一般将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这样进 料温度就不受季节、气温变化和前道工序波动的影响，塔的操作就比较容易控 制。此外，泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，设计制造均比较方便。鉴于此，选用泡点进料.加热方式精馏塔通常设置再沸器，采用间接蒸汽加热，以提供

5、足够的热量。热能的利用蒸馏过程的原理是多次进行部分汽化和冷凝，因此，热效率很低，通常进入再 沸器的能量仅有5%左右被有效利用.所以，蒸馏系统的热能利用问题应值得认 真考虑。塔顶蒸汽冷凝放出的热量是大量的，但其能位较低,不可能直接用来作塔 釜的热源。但可用作低温热源，或通入废热锅炉,产生低压蒸汽，供别处使用。或可 采用热泵技术，提高温度后再用于加热釜液。此外，通过蒸馏系统的合理设置，也可取得节能的效果。例如，可采取设置中 间再沸器和中间冷凝器的流程,因为设置中间再沸器，可利用温度比塔底低的热源, 而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。1.2连续精馅流程进料连续精馏装置一般包括精馏塔、冷凝器、再

6、沸器以及原料预热器，如图。除 此之外，还应确定全凝器或是分凝器，再沸器采用直接加热还是间接加热，另外根 据热能的利用情况决定是否采用原料预热器。1.3.板式塔的计算流程图1.4塔的工艺计算工艺条件与数据原料液量1500kg/h，含苯40% （质量分数，下同），乙苯60%；馏出液含苯 97%，残液含苯2%；泡点进料；料液可视为理想溶液。操作条件常压操作；回流液温度为塔顶蒸汽的露点；间接蒸汽加热，加热蒸汽压力为 5kgf/cm2（绝对压力）；冷却水进口温度30C，出口温度为45C ；设备热损失为 加热蒸汽供热量的5%。物料衡算与能量衡算料液及塔顶、塔底产品含苯摩尔分率0.42/78.11设苯为 A

7、,乙苯为 B,Ma=78.11 kg/kmol , MB=106.17 kg/kmolx = 0.496F 0.42/78.11 + 0.58/106.17=0.9850.98/78.110.02 / 78.110.98/78.11 + 0.02/106.17x = 0.027w 0.02/78.11 + 0.98/106.17原料液及塔顶塔底产品的摩尔质量Mf = 0.496 x 78.11 + (1 - 0.496) x 106.17 = 92.25Kg / KmolM d = 0.985 x 78.11 + (1 - 0.985) x 106.17 = 78.53Kg / KmolMw

8、= 0.027 x 78.11 + (1 - 0.027) x 106.17 = 105.41Kg / Kmol 全塔物料质量流量原液量处理量F = 了譬 =14.09kmol/h 92.25kg/kmol总的物料衡算F=D+W则有w = F - D =7.192 kmol/h塔中回收率的计算在精馏计算中分离程度除用产品的摩尔分数表示外，还常用回收率表示，即: 以塔顶易挥发组分为主要产品，则回收率：n = (D X X )/(F X X ) = 6.898 x 0.985 = 97.22% d f 14.09 x 0.496相对挥发度的计算计算相平衡线及精馏段是都必须直接或间接应用到塔内的平均

9、挥发度，要.一.一 一.1211033知道挥发度则必须知道塔顶塔底的温度，再由苯lgP* = 6.03055-,at + 220.7901424.255乙苯ig匕=6.08208-耳亦 这两个公式来求出塔顶塔底的温度对应下的气、匕。利用试差法计算温度。不同温度下本和乙本的卡包和烝汽压T(C)020406080100120140苯（KPa）3.3710.0324.3752.19101.0180.0300.3480.2乙苯(KPa)0.2530.9432.8657.39416.7734.2564.21112.1塔顶 Xd=.985 xd =切假设一个温度t=80.5C利用lg P *a=6.030

10、55 -1211.033t + 220.790lg PB=6.08208 -1424.255t + 213.06算得 PA =102.565、P； =16.996a = Pa = 6.031 p *代入& _ 见 中与0.985相差不大，故塔顶温度为80.5C,此时采用同样的方法算得塔底温度tw=100.5C, p*A =182.5016 P* =34.6577则塔中平均相对挥发度a =上气气= 5.64相平衡线的计算相平衡线方程为：尤 ya (a -1) y代入上式中相对挥发度的值则相平衡线方程为:x=y5.64 4.64y1.4.1.7 q线方程精馏段操作线和提馏段操作线的交点的轨迹是一条

11、直线，描述该直线的方程称为q线方程或进料方程。q = 1此设计中，泡点进料，q线方程定为：回流比求解q=1(Rmin_ 1 -% _ 心-_1q=1 a 1 _Kp1 Kp . 5.64 10.9855.64(1-0.985)4961-D496=0.39取 Ropt=2Rmin=0.78精馏段操作线因为精馏过程涉及传热和传质两种过程，为简化期间在该课程设计中假定 塔内为恒摩尔流动。R值定为0.78精馏段操作线方程为：R 10.780.985y = r_i x + r_J-x = 08_ix + i 78 = 0.438x + 0.553X式中y、x一分别为精馏段任一截面处的气液相易挥发组分的摩

12、尔分数；xD一塔顶易挥发组分的摩尔分数；R回流比，R = L/D ;提馏段操作线塔顶的回流比R=0.78,则塔釜汽相回流比R与R的关系式为:R、= (R + 1)XiXw = 1.780.496-0.027 = 1.707X X 而提馏段操作线方程为：y = (R+1) X-Xw = 1.586x -0.0158RR1.4.1.11 精馏塔的热量衡算1.塔顶冷凝器中冷却水用量和冷凝器的传热面积 本设计中设备热损失为加热蒸汽提供热量的95% Q水=0.95Q顶气 即 qm 水c 水 eq )=V 所以 式中Q水冷却水吸收的热量，W ；Q顶气塔顶蒸气放出的热量，W ；qm水一一冷却水用量，kg/s

13、 ；C水冷却水的平均比热容，J/ ( kg%);t1、t2冷却水的进、出口温度，c；V塔顶蒸气量，kmol/s ；r塔顶蒸气汽化热，J/kmol ；A冷凝器冷凝器的传热面积，m2 ；Q冷凝器的热负荷，W；K传热系数，W/(m2-C)，取经验值；t均冷凝器的传热平均温度差，C。冷去水进口温度为：1 =300 C出口七=450 C乙醇蒸气进口温度为：/ = 80.50C出口 t = 79.70C12J )+11-11所以*均= 一一旦 =7.9。C传热系数K =800w.m -2.k -i当塔顶温度为80.1 C时，此时苯的汽化热为394.02KJ / Kg，则塔顶蒸气汽化热r = 394.02

14、x 78.11 = 30.777 x 106J / kmolV r 七=4.2x103 j/即 c九水=水 21V =(R + 1)D = 1.78 x 6898 = 0.003411kmol / s 3600泡点进料=1.58kg / s(0.95 x V x r ) -4.2 x 103 x 15 /A冷凝器 =0.95 x 0.003411x 30.777x 106 = 15.78m 2 k xAt K xAt800 x 7.92.塔底再沸器中加热蒸汽用量和再沸器的传热面积塔底温度为t=1003C时，苯的汽化热j =360.4 KJ / Kg乙苯的汽化热为 m =353.3 KJ / K

15、g ,则塔底上升蒸汽汽化热为r=1y1 + r加=34.3 K / Kg故再沸器的热流Q=Vr=J ! =133.80kJ / s oLF U则：q = Q(l+5%)_133 .S0X(l+5%)2177.6=0.064 kg /塔底再沸器的面积%沸器=8.61m2Q _ 133.80 x(1 + 5% )x 103k xAt 800 x 20.41.5理论塔板数的设计联立精馏段和提馏段操作线方程(Y = 0.438x+0.553精馅vXd =0.281IY = 1.586x - 0.0158iltg用逐板计算法计算理论塔板数第一块塔板的一项组成与回流蒸汽的组成一致，所以y广阮=0.985

16、X1 = y + (1 Lya 0.92第二快板：处=0.438xi + 0.553=0.956 - yi= 0.794x2 y + (1 - y )a 22第三块板：y3= 0.438X2 + 0.553=0.901y3= 0.617X3一 y3+(1-y3)a第四块板科=0823叫二0452第五块板的二。75 X5=0347第六块板珏=0705 x&=0298第七块板y广0684 x广0277x7 xd故本题中需要六块，第七块为进料板，从第八快开始，用提馏段操作线求脱，用平衡方程求Xn, 一直到xnxw第八块板外=L 586X 0.0158 = 0.424乂旷0115第九块板网=0.167

17、x9=0.034第十块板yi广0038 *祯=0007:0.027因为釜底间接加热，所以共需要10-1=9层塔板，精馏段需要六块，提馏段需要三块1.6塔板效率和实际塔板数塔板效率在实际塔板上，气液两相并未达到平衡，这种气液两相间传质的不完善程度 用塔板效率来表示，在设计计算中多采用总板效率求出实际塔板数。总板效率确 定得是否合理，对设计的塔在建成后能否满足生产的要求有重要的意义。而总板 效率与物系物性、塔板结构和操作条件密切相关。由于影响的因素多而复杂，很 难找到各种因素之间的定量关系，一般可采用下面的方法来确定总板效率。塔顶液相组成， = 0.973七=8.10C塔底液相组成丁0.027 ,

18、广1%190C , 查表得在此温度下乙苯=0.29mP a，s故目=七 xp苯 + （1 -七川乙苯=0.496 x 0.22 + G - 0.496）x 0.29 = 0.255mPa .st = 80+136.19 = 108.15 0c所以，m 2u =0.22mPa s，苯a x|i = 5.64 x 0.255 = 1.44由奥康内尔关联图知E =0.47实际塔板数,精馏段：提馏段：3N 提=0.47 = 6.38 a 7（块）N精 = o = 12.7 53（块）故实际塔板数：Np =13 + 7 = 20（块）1.6 .3塔的工艺条件及物性数据计算，故取每层板塔顶压强P =101

19、.325妒a，因为操作设备每层压降0.7 D的压降为0.7KPaP = 13x 0.7 +101.325 = 110.425kPa，故精馏段平均操作压强为：%精广 IE + IS =105.875kPaP = PJ0七+ P0XB，经试差得到塔顶1.6.3.2 温度 t m根据操作压强，由下式计算操作温度tD = 80.50C，进料板温度tF = 136.190C ，则精馏段的平均温度，。心80.5 +136.19t = 108.350 C1.6.3 .3平均分子量mm塔顶：xD = yjO. 985，x 1=0.92Mvd = 0.985 X 78.11 + (1 - 0.985) x 10

20、6.17 = 78.53Kg / KmolMld = 0.92 x 78.11 + (1 - 0.92) x106.17 = 80.35Kg / Kmol 进料板：匕=0.496 ,=0.149M仔=0.496 x 78.11 + G - 0.496)x 106.17 = 92.25Kg / KmolMlf = 0.149 x 78.11 + G - 0.149)x 106.17 = 101.99Kg / Kmol 则精馏段平均分子量：p=Pl = 720.53kg/m3Lm (精)2M=淑35 +101. = 91.17 Kg/kmollm (精)2平均密度p m=815 Kg / m 3p

21、 = 813.6 Kg / m3p 店=744.1 Kg / m 3，=756.7 Kg / m 3，。1aa由=+BPPpLmDLADLBD1aa=+BpppLmFLAFLBF10.421 - 0.42=+p744.1756.71液相密度p LmAD(aLmFP B F根据数据查表有:p为质量分率），塔顶，故p LmD=689.69Kg / m3p = 751.36 Kg / m 3LmF故精馏段平均液相密度：pvm （精）106.875 x 85.39精一8.314x(10&35 + 273.15)= . g 2气相密度:MVm (精)78.53 + 92.25 = 83.39kg/kmo

22、l液体表面张力根据主要基础数据，查图知：aAD=13- 3mN/，曲 Bd = 15.5mN/m，b = 17.9mN/m ,。= 20.5mN/m。 b =U xiiAfBFmb md = 0.985x13.3 +(1 - 0.985)x15.5= 13.3mN/mb f = 0.496 x17.9 + G- 0.496)x 20.5 = 19.21mN / m 则精馏段平均表面张力：13.3 +19.212=16.27mN / m液体粘度根据主要基础数据，查图知：u A。= 0.308bd = 0.354 ，Paf = 0.184 ,日bf = 0.226Pld = XD%d + G-X

23、h = 0.985x0.308+ (1-0.985) x0.354 = 0.309mPas 口 = X 口 +/ D bd(1 -X h = 0.496x0.184+ (1 -0.496)x0.226=0.205mPasAF故精馏段平均液相粘度RLm0.309+0.205 me=0.257mpas气液负荷计算V =+ 赢 vm 精=& + 0.78)x 6.898 展5.39 = 367.88m3 / hL2.85L = RM精=0.78 x 6.898 x 91.17 =。典糜 / h PLM精720.531-7塔和塔板主要工艺尺寸计算塔高根据实际经验取精馅段间距0.45m，提馅段 = 0.

24、6塔高 Z = 0.45 x 13 + 0.6 x 7 = 10.05m塔径塔板间距Ht的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的 操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。表7板间距与塔径关系塔径DT，m0.3 0.50.5 0.80.8 1.61.6 2.42.4 4.0板间距ht，200 250 300 350 400 mm300350450600600初选板间距Ht = 0.30m，取板上液层高度hL= 0.083m ,故液滴沉降高度H - h = 0.3 - 0.083 = 0.217m ；=0.029夜气流动参数：F，= L .p 0.681 ；

25、689：69LMD = IV PMV 367.88 . 2.85由液汽流动参数FlV 及液滴沉降高度查Smith关联图 （化工单元过程及设备课程设计 P161），可得液相表面张力为20mN/m时的负荷因子C 20=0.045由现工艺条件校正得0.2w (16.27)=0.045 x 0.2=0.043日 =C : Pl _ Pv = 0.043 x ，720.53 - 2.85 = 0.682m/s max Y ?V 2.85可取安全系数为0.6，则（安全系数0.60.8），故 u=0.6u = 0.60 x0.682=0.409m / s max=4x367.88= 0 564m兀 u1：3

26、.14 x 0.409 x 3600设计塔径D与设计规范值比较进行圆整，取塔径D=0.6m气相通过的塔截面积A=V =367.88= 0 250 mL 0.409 x 3600塔截面积 A =、D 2 = 0.2826 m丁 41.8降液管及溢流堰尺寸降液管尺寸由以上设计结果得弓形降液管所占面积为AA7-A=0.2826-0.25=0.0326m根据以上选取的夺值，由性算降液管宽度D D2,1小-（普）* _ 1-71-C0.6）2b= D = X 0.4 = 0.04m选取平行受液盘，考虑降液管底部阻力和液封，选取底隙hb = 0.040m溢流堰尺寸由以上设计数据确定堰长虹虹=D 普=Q.

27、4 x Q. 6 = Q. 24mhow = 2.84 x10-3E（）3,式中 E 取 1，Lh = 0.681则算出 how = 0.006m堰高hw由选取清夜层高度垣确定：hw = hj how = 0.083 0.006 = 0.077m溢流强度ii=吉=柴务=2.96m/s降液管底隙液体流量lib = -=也竺=0.02m/sb0.24x0.04x3600浮阀数选取Fi型浮阀，重型，阀孔直径为血=0.039m 初取阀孔0 = 11,计算阀孔气速Uo = 7 = VFB = 6 52in/s367.88浮阀个数：咛戒=丧籍蠢=13浮阀排列方式通过计算及实际排列确定塔盘的浮阀数n,在试排

28、浮阀时，要参考塔盘的各区布置，例如塔盘边缘宽度瓦,液体进出口的安全宽度虬、 虬以及塔盘支撑梁所占的面积。取塔板上液体进出口安全宽度 bs = bs= 0.075m，取边缘宽度 bc = 0.05m c / . x有效传质面积A = 2 xjr2 x2 + r2 sin-1 r求得r = D - b = 04 - 0.05 = 0.15m2 c 2X = D-(bd + b )= 04 -(0.075 + 0.04)= 0.085m=1.56m 2A = 2 0.0850.152 0.0852 + 0.152 sin-1 00850.15开孔所占面积 A0 = nd02 = 13 xx0.039

29、2 = 0.016m选择排列方式，其孔口距可由以下的方法估算，如图P184 5_36由开孔区内阀孔所占面积分数解得Aa sin 6U,JtI 0.907cn= 0.367mJ_x 0.039中=少/= 0016% =12.7%由塔板开孔率：1 0 0261.10塔板流动性能的校核液沫夹带量校核，为控制液末夹带量勺过大，应使汽泛Pv点F0.8，浮阀塔板泛点率蜡=二成心式中，由塔板上气相密度p*及塔板间距珀，查图图5-26， 得分数CF = 0.145,根据表P1715 - 11所提供的数据，本物分的k值可选取1 ,塔板上液体流道长上及液流面积炎分别为ZL = D - 2bd = 0.4 - 2

30、X 0.04 = 0.32mAb =aT-2Ad = 0.126- 2 x0.014= 0.098m2367.88故得=xL452塔板阻力坛的计算1.9.1. 1平板阻力垢临界孔速 U% = ()0 = 5.91m/S(i QgmuP11.9.1. 2塔板清夜层阻力勺与堰高，溢流强度，气速有关，影响因素比较复杂，通常由以下经验公式计算h匕为充气分数，反映液层充气的程度，无量纲，当液相为水时， 二0.5；为油时 =0.20.35；为碳氢化合物时 二0.40.5 ooo/- h =0.5x 0.083 = 0.042m克服表面张力4 x 10 3jMog Hd故不会发生降液管液泛液体在降液管停留时

31、间校核应保证液体在降液管内的停留时间大于35s,才能保证液体所夹带的气体的释出故所夹带气体可以释出严重漏夜校核当空的动传因子0低于5时，将会发生严重漏夜，故漏液点的孔 速应可取0 = 5的相应孔流气速稳定分数螺=具=22152.。故不会发生漏液踏板负荷性能图1过量液末夹带线关系在式Fl击中，已知物系性质及塔板结构尺寸，同时给定V 顷一-L36L湿 1的校核选择F1 =，令F = 8,则有泛点率时，即可表示出气液相流量之间的关系，根据前面液沫夹带0 i78kCpAy)?v _ - 1.36Ls0.32得出* = h上式为一线性方程，由亮点即可确定,当应=。时，* = 684m3/h屁=5。时，V

32、h = 302.6m3/h 由此两点作过量液末夹带线Q2液相下线关系式对于平直堰，其堰上液头高度how必须大于0.006m ,取how= 0.006m即可确定液相流量的下限线ow 1000(3600L )1取E=1.0，代入求得l =0.74mhh可见该直线式垂直于Lh轴的直线，该直线为G)3严重漏夜线关系因动传因子0低于5时会发生严重漏夜，眺。=5,计算相应流量，计算相应流量Vh = 3600A0U0,其中U。=祟所以Vh = 36OOAoUo = 36OOAo-= = 3600 x 0.016-=170.59m3/h上式为常数表达式，为一平彳元h轴的直线，为漏液线，也称之为气相 下限统。4

33、液相上线关系式t = 5s 降 液 的 最 大 流量为Lh=3600AdHT/5 = 720 x 0.014 x0.6 = 6.048m3/h可见该线为一平行于*轴的直线，记为Q5降液管泛线关系式当塔降液管内泡沫层上升至上一层塔板时，即发生了降液管液泛，根据降液管液泛的条件，得以下降液管液泛关系式：H =（H + h ）=h + h + h + h dT ow w ow f d显然，为避免降液管液泛的发生，应Hd （HT + how）将式中h、h、h均表示为屁*的函数关系，整理即可获得表示降液管 ow f d泛线的关系式，在前面核算中可知，由表面张力影响所致的阻力7在hf中所占比例很小，在整理

34、中可以略去，使关系得到简化，即把hf =虬+垢+ 七二 h + 0.5（知 + y）,Z代h + h + h + h + 0.5（h + h ）=8（H + h ）式中职 2.84 h =Eow 1000I、/、 w ow 0 dw owTow取 E=1.0 ,垢=5.34霹将how、h0、hd代入原式中整理可得3.4 x 108 ir+ 4.275 x IO3 V + 1.8 x 1OS | nd0/=町+ 0-1机将本设计中的给定条件和设计确定的数据带入上式中，整理得1.198 x 10-5（vh）2 + 1.107 x 10-2（Lh）l+ 1.953 x IQ-4!2 = 0.291由

35、上式计算降液管泛线上点得下表u 3勺）102030vb (mh)13610526由上表数据作出降液管的液泛线，记为Q将以上Q Q Q Q Q条线绘制在同一屁划直角坐标系中，塔板的负荷性图如图所示，将设计点（邕，）标绘在图中，如点D所示, 由原点O及D操作线OD,操作线交严重漏液线Q与点A,液沫夹带 线（?与点B。由此可见，该塔板负荷操作的上下限受严重漏液线Q 及液沫夹带线的控制，分别从图中A、B两点读得气相流量的下限（我）min及上限（虬）max，并求得该塔的操作弹性对浮阀塔，操作弹性般为34操作弹性二磐皿=业巴=4.75170.59序号位号形式设备名称主要结构参数或性能操作条件1T-101浮

36、阀式循环苯精馏塔D=600 Np=20 H=29500操作温度t=152P操作压力p=0.05 MPa ( g )2E-101固定板式原料预热器32 rtftt=160P ts=100P pt=0.4MPa ps=0.1 MPa ( g )3E-102固定板式塔T-101顶冷凝器18 tfTt=80P ts=40Pp=0.05 MPa4E-103固定板式塔T-101再沸器9 tftt=175P ts=150P pt=0.9MPa pr=0.6 MPa ( g )5E-104固定板式塔顶产品冷却器30 tftt=80P ts=40Pp=0.4 MPa6E-105固定板式塔底产品冷却器32 tfTt=90P ts=40Pp=0.4 MPa7P-101离心泵进料泵2台q=20m3/h H=40m苯、乙混合液8P-102离心泵釜夜泵2台qv=12m3/h H=21m乙苯液9P-103离心泵回流泵2台qv=20m3/h H=48m苯液10P-104离心泵塔顶产品泵2台q=12m3/h H=15m苯液11P-105离心泵塔底产品泵2台qv=10m3/h H=35m乙苯液12V-101卧式原料罐V=12 tf60P 0.1MPa