《化工原理课程设计--丙烯丙烷精馏塔及其辅助设备的工艺设计.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《化工原理课程设计--丙烯丙烷精馏塔及其辅助设备的工艺设计.docx（40页珍藏版）》请在课桌文档上搜索。
1、化工原理课程设计丙烯丙烷精像塔及其辅助设备的工艺设计本课程设计说明书包括概述、流程简介、精镭塔、再沸器、辅助设备、管路设计和控制方案等七章内容。说明书中对精僧塔的设计计算做了详细的阐述，对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了说明。由于此次设计时间紧张，设计者经验有限，本设计中还存在许多错误，希望各位老师给予指正。感谢老师的指导和参阅！目录第一章概述11.1 精馈塔11.2 再沸器11.3 冷凝器（设计从略）1第二章方案流程简介32.1 精储装置流程32.2 工艺流程3第三章精馆塔工艺设计53.1 设计条件53.2 物料衡算及热量衡算53.3 塔板数的计算63.4 精储塔工艺设计7第四章再沸器的
2、设计154.1 设计任务与设计条件154.2 估算设备尺寸164.3 传热系数的校核164.4 循环流量的校核19第五章辅助设备的设计255.1 辅助容器的设计255.2 传热设备265.3 泵的设计27第六章管路及贮罐设计336.1 管路设计336.2 、贮罐容积估算表33第七章总结37附录一主要符号说明39附录二主要参考文献41第一章概述精馆是分离分离液体混合物最常用的一种单元操作，所用设备主体核心设备是精僧塔，辅助设备包括再沸器、冷凝器、储罐、预热器及冷却器。1.1 精微塔精储塔是精储装置的主体核心设备，气、液两相在塔内多级逆向接触进行传质、传热，实现混合物的分离。精储塔是一圆形筒体，塔
3、内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。常规或简单精馀塔设有一个进料口，进料位置将塔分为精储段和提储段两段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精储塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。1.2 再沸器再沸器是精储装置的重要附属设备，用以将塔底液体部分汽化后送回精馆塔，使塔内
4、气液两相间的接触传质得以进行.本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热。立式热虹吸特点： 循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。结构紧凑、占地面积小、传热系数高。 壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。 塔釜提供气液分离空间和缓冲区。1.3 冷凝器（设计从略）用以将塔顶蒸气冷凝成液体,部分冷凝液作塔顶产品,其余作回流液返回塔顶,使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。第二章方案流程简介2.1 精储装置流程精储就是通过多级蒸储，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进
5、行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。流程如下：原料（丙稀和丙烷的混合液体）经进料管由精储塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精僧操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馈出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。2.2 工艺流程I、物料的储存和运输精储过程必须在适
6、当的位置设置一定数量不同容积的原料储罐、泵和各种换热器，以暂时储存，运输和预热（或冷却）所用原料，从而保证装置能连续稳定的运行。2、必要的检测手段为了方便解决操作中的问题，需在流程中的适当位置设置必要的仪表，以及时获取压力、温度等各项参数。另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的检测维修。3、调节装置由于实际生产中各状态参数都不是定值,应在适当的位置放置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，可设双调节，即自动和手动两种调节方式并存，且随时进行切换。设备选用精储塔选用筛板塔，配以立式热虹吸式再沸器。处理能力及产品质量处理量：70kmolh产品质量：（以丙稀摩尔百分数计）进料：xf=65
7、%塔顶产品：xD=98%塔底产品:xw2%第三章精ts塔工艺设计3.1设计条件工艺条件：饱和液体进料进料丙稀含量xf=65%（摩尔百分数）塔顶丙稀含量xD=98%釜液丙稀含量xw2%总板效率为0.6。2 .操作条件：1）塔顶操作压力：P=1.62MPa（表压）2）加热剂及加热方法：加热剂水加热方法间壁换热3）冷却剂：循环冷却水4）回流比系数：RRmin=1.43 .塔板形式：筛板4 .处理量：qnfh=70kmolh5 .安装地点：大连6 .塔板设计位置：塔顶3.2物料衡算及热量衡算I、物料衡算qnD+qnW=qnF/D+qnWxW=qnFxFqnW = 24.1 kmol/hqnD=45.9
8、kmolh;塔内气、液相流量：1）精储段：QnL=RqnD；QnV=QnLQnD=D或。,2）提馈段：q也一口也十口口心.丫V2、热量衡算1）再沸器热流量：9,一“再沸器加热蒸气的质量流量：Gr=QrZrR2）冷凝器热流量：QC=V-rv冷凝器冷却剂的质量流量：GC=QC（cv（t2-tl）3.3塔板数的计算1、塔板计算：（试差法）1）相对挥发度的计算：塔顶操作压力（绝）：P=1.62MPa+0.101MPa=1.721MPa在P-K-T图上，运用试差法查得：kA=1.00,kB=0.88,t=42；则顶=kAkB=1.136；假设精储塔的塔板数是200块，每块板的压降为IOommH20；Ap
9、=200*l00mmH2O=0.1963Mpa塔底压力（绝）为P=1.9173MPa在P-K-T图上，运用试差法查得：kA=l.l；kB=1.00,t=53oC；则底=kAkB=l.1/1.00=1.1；平均=（顶+底）/2=1.118。2）逐板计算过程包括：泡点进料：q=lq代y=）.67493;Ll+（a-l）xRmin=山37;ye-eR=1.3Rmin=17.1318;3）据得到的R值计算精镭段的操作方程：yl=xD=0.98x,a-a-)y1.118-1.118RdR+lR+1:Xf理论进料位置：第93块板到的R值计算提馀段的操作方程：二%二2Xna-(a-l)y1.118-1.11
10、8qjqqF Y QnL+qq“F-夕WQnLnF夕“W直至xnJr2 -x2 + r2 sin-1 )其中,1 QfX = 5 _(6 + b) = -y-(0.234 + 0.06)w = 0.597?1 Qr = y-7t =(y-0.05) = 0.85相求得：A=O7227加筛孔的尺寸和排列：选用三角形排列开孔率:2= 0907*(鱼)=0.0566875取筛孔直径d。=6S筛孔中心距r=4*%=24如，得。=0.907筛孔总截面积：A,=e*A=30566875*0.7227)后=0.040968m2筛孔个数:8.4807 m/s筛孔气速:= 1449.7 = 1450 /)选取板
11、厚4mm,取堰高hw=0.04mAdAt=0.08查图6.10.24得iwD=067得IW=1.206how=2.84*l0-3E(qvlhlw)23=0.04203hb取0.034 .塔板流动性能校核a液沫夹带量的校核ev由lv=0.22773泛点率0.7547查得=0.007-Ms*PleJ1一夕QvvsPv=0.00666液体Zkg气体=0.042487m液柱hH.hyvhnwzh,于是，=%owf=0.5098m液柱AHH取降液管中泡沫层密度犷=0.6,则d=d0.6=0.8497m液柱，而7+%”4,故不会发生降液管液泛d、液体在降液管内停留时间7应保证液体在降液管内的停留时间大于3
12、5s,才能保证液体所夹带气体的释出s = 5.3349 s 5s_A/Ht/-0.203472*0.45/一/IjA).01907液体所夹带气体可以释放，满足要求。e、严重漏液校核%、h+h/z_U=0.0056+0.13(uOW).=0.0056+0.13*(0.04+0.04203)-00006639=0.066m液柱，稳定系数K=可=2.223851.52.0不会发生严重漏液。漏点气速Uo=hok=0.133245.塔板性能负荷图a、过量液沫夹带线令y=0.1,代入关系式，得到Vh=3629.24-227.428Lh23b、液相下限线=2.84W3E=0.006L令IWJ,得到h=3.7
13、034m3h严重漏液线匕=S+c成严式中：a=l5940AoCo/Pv=2167.5425hwh/b=0.0056+0.13nv-=0.010136c=369l)琛FRXlOY所以，=2167.5425*(0.01Ol36+0.0003257Xd.液相上限线保证液体在降液管中有一定的停留时间令S,则降液管最大流量h=73.25m3he.降液管液泛线兄=0(r+%w)或。(+%w)=%+%w+A+%+%显然为避免降液管发生液泛，应使(I)(HT+%w)将上式表示为Lh与匕的关系，axK2=b.cXLidX3.934X1(Tg%A)2式中：a=PLl=2.12X10-7b=0.2556c=9.01
14、410-6d=4.2861”所以，2.12X10-7匕=0.2556-9.014X10-6乙24.286X1,力6、五条曲线联合构成负荷性能图其中:操作点为匕Wh,L。Eh在可见操作点在图中，基本处于图形中间偏右位置，故基本湎足要求。Vft,ma=2000m3h,hmin=1050m3h匕7,max基本满足要求塔板的操作弹性：MLmin=2.0第四章再沸器的设计4.1 设计任务与设计条件1、选用立式热虹吸式再沸器塔顶压力：1.721Mpa（绝对压力）塔底压力：L9173Mpa（绝对压力）2、再沸器壳程与管程的设计条件温度/压力（绝压）/Mpa壳程/加热水70900.1013管程/釜液501.9
15、17333090.378蒸发量（kgh）70+90壳程定性温度为2C=80oC.QnVJlnV=832.24962kmol/hQnL=QnLQnF=856.34962kmolh1）壳程流体在定性温度80C下的物性数据热导率4=0.675w/(mK)粘度以c=O.355mPa*s密度&=971.8kg/m32)管程流体在50、1.9173MPa下的物性数据：潜热%=284.48kJkg液相热导率4=0.08244w(mK)液相粘度内=0.0735mPas液相密度Pb=448.3kgm3液相定压比热容,Pb=3.034kJ（kgK）表面张力CrZ)=4.173mN/m气相粘度v=0.08844mP
16、as气相密度Pv=29.5kg/m3蒸汽压曲线斜率S=2.510-4m2*Kkg4.2 估算设备尺寸田心中且D,=33090.378kg/hC蒸发质量流量=9.1918kgs用式念=Vbyb=VCyC计算热流量Q=2767508w计算传热温差InTdFMH= Tbf(90 - 50)-(70 - 50)1 90-50In70-5.0= 28.85Ap=-假设传热系数K=350W(m2-K),则可以用式*八晨估算传热面积Ap=274.08m2NT=-拟用传热管规格为中25X2mm,管长L=6m,则可用式痣心计算传热管数NT=440根。若将传热管按正三角形排列，则可以用式b=l.lJX*=23.0
17、7取管心距l=45mm,则壳体内径=S-D+(23)4计算壳径。=II872m,取D=1.2mL/D=5(在J6范围内)且取管程进口管直径=190mrn,出口管直径2=380mm4.3 传热系数的校核1、显热段传热系数K设传热管出口汽化率Z=0.2则用式叱=计算循环气量叱为45.959kg/s1)显热段传热管内表面传热系数用式G=叱/%,计算传热管内质量流量&=(25-2*2)mm=2Ifwn=0.02XmSo=wd,M=方-*002r*582加=0.20148加所以，G=228.1074kg(m2s)4GCpbNb用式计算Re=4雷诺数He=651735376,用/V=计算儿普朗特数为n=2
18、.7049854,Re1()4。6Pr=32.9857926lkgs= 0.0456044(白，一(do?)_4*().045=?*0.0252)兀do=3.14*0.025S=BD辱=0.25*1.2*(1-鬻)=0.1125Vo32.986,八，Jj=mis=0.3017w5/s(0.1125*971.8R=Pc=37665.8079If)P,一号j06沸腾侧Ri=1.7614m2*KW计算管外表面传热系数为=2273.871 l(n2,)3）污垢热阻及管壁热阻冷凝侧R，=2.6XIOTm2*KW,b2,5*1032“1”管壁热阻RW=Xw181.1XIOTm2*WK=!L-+R.-+Rw
19、L+Ro+-4)用式ad4d-。计算显热段传热系数KL=439.1129W(m2K)Kp2、蒸发段传热系数E1)用式G,?=3600G计算传热管内釜液的质量流量Gzt=82U86.574kgm2h当乙=0.2,用式X“=Kl)/J$(PJPb产(Nb/Av),计算Lockhat-Martinell11参数为X”1.140395536,由G力及XJ查垂直管内流型图(Fair)得%=0.06派当x=0Axe_QQg,用式X=KI-X)/蛾1/严(4/丫)。计算11Lockhal-Martinell参数X=0.440840458,再由&及XU出查垂直管内流型图(Fair)得优=0.2；_aE-a用式
20、2计算泡核沸腾压抑系数=0.13核沸腾表面传热系数nb=3112.18826W(m2-K)3)用式4=。23(4/4)Re(I-X)。尸产4计算以液体单独存在为基准的对流表面传热系数4二798.4386W(m2K)4)计算沸腾表面传热系数用式G=35(1/%产计算对流沸腾因子与，=3.73762563用式P=KA计算两相对流表面传热系数Cf,p=2984.26456W(m2K)用式%=%p+z计算沸腾传热膜系数即=3388.849W(m2K)+耳型+Rw%+R。J用式即44%计算沸腾传热系数KjKe=723.9202703W(m2K)；3、显热段和蒸发段的长度LBC=IAPALmdiNrKtm
21、用式CPwSM计算显热段长度与传热管总长L的比值LBeL=0.24325023；LBC=1.4595014m；LCD=4.540498617mK=KLLBC+KELCD4、用式L计算传热系数r=654.64081W(m2K).二QR实际需要传热面积为KCz=1465345356m25、传热面积裕度h=Ap-Acx1QQ%用式,=87.0402%30%,该再沸器传热面积合适4.4 循环流量的校核1、循环系统的推动力一外)一回Jg计算当R=Xe/3=OO67时,用式X=O一)/9(Pv/Pb(Nb/Av)0,1VLockhat-Martinell参数,t=2.594444RL=、X._-用式（X；
22、+21X”+1产计算两相流的液相分率R=0.328926用式品=出（I-RJ+。风计算X=Xj3出的两相流平均密度=166.1689kgm3派当X=Xe=02时，用式X”=KI-X）/Xi。（A/A产（”/自,产计算VLockhat-Martinell参数=0.840201RL=.X._用式（X：+21X+1）计算两相流的液相分率氏=0.191003用式=4（1一七）+PbRL计算X=Xe的两相流平均密度PlP=108.8619kgm3式APD=ILsSb-Ap）-匕Plg中/值，参照表p98表319并根据焊接需要取为1.1,于是计算的循环系统的推动力为片”11194.13Pa循环阻力A；Li
23、G2pl=Z.1）管程进口管阻力AP的计算DiZpb4WG=g用式叫计算釜液在管程进口管内的质量流速：G=1621.787kgm2sRD1GRei=用式b计算釜液在进口段内的流动雷诺数：R4=4192374r_(0/0.0254)2Li=用式0.3426(D0.254-0.1914)计算进口管长度与局部阻力当量长度Li=22.4073m1八八r0.7543i=0.01227HnR=-用式42Pb计算传热管显热段阻力6=96.13218Pa3)传热管蒸发段阻力M的计算北=(DP+DP)4电=lv2且汽相流动阻力&3的计算42Pv釜液在传热管内的质量流速G=228.1074kgm1s一2xeX当3
24、=0.133用式GV=G计算汽相在传热管内的质量流量：Gy=30.41432kgm2s用式计算汽相在传热管内的流动雷诺数:“3=7221.8531cccr0.75434=0.012-7+038用式与计算传热管内汽相流动的摩擦系数：4二0.038048&3=4,2X豆用式424计算传热管内汽相流动阻力43=i28.6016Pa3=-液相流动阻力A&3的计算42A用式GL=G-Gy计算液相在传热管内的质量流速：=197.6931kgm2sReL=以用式4计算液相在传热管内的流动雷诺数：火，=56483.73Z =用式0.01227 +0.7543计算传热管内汽相流动的摩擦系数:4二0.024068
25、=4-用式4Zpb计算传热管内汽相流动阻力：M3=226.168Pa用式坐=(DP+DP)4计算传热管内两相流动阻力：6=2756.0IPa4)蒸发段管程内因动量变化引起的阻力舄的计算APa=G-MIPb管程内流体的质量流速(釜液在传热管内的质量流速)：G=228.1074kg/ItfSM二空支+包工7用式RLPV(I-RL)计算蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数M=3.102108用式乙=G-M计算蒸发段管程内因动量变化引起的阻力：舄=360.0534Pa5)管程出口阻力的计算5=4-气体流动阻力A&5的计算4PvWG二用式,。计算管程出口管中汽、液相总质量流速：g=365.9156kgma
26、s用式GV=XG计算管程出口管种种汽相质量流速：Gv”iqqio.m2V=73.18312kg/msr_(D0.0254)2L用式342“254-0.1914)计算管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和L*=46.53178mRev=也用式H计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数:=3309956C八Cr0.7543%=0.01227+用式Ke计算管程出口汽相流动的摩擦系数:zlv=0.014782&5=4,f用式42外计算管程出口管汽相流动阻力：A5=156.0958PaNPL5=液体流动阻力A&5的计算42Pl用GL=G-Gy式计算管程出口管种种汽相质量流速：=292.7325kgm2s用式
27、必计算管程出口管中汽相质量流动雷诺数:H=1593102= 0.01227 +用式0.7543Re38计算管程出口汽相流动的摩擦系数:4二0.015587I25=-用式42心计算管程出口管汽相流动阻力：%=174.5792Pa用式M=。喧+DP/计算管程出口阻力=2642.298Pa6)A。JM+=+2+*+M计算系统阻力阻力蜴=10931.17Pa循环推动力与循环阻力与的比值为P/=l024056循环推动力21)略大于循环阻力说明所设的出口汽化率儿=0.2基本正确，因此所设计的再沸器可以满足传热过程对循环流量的要求。第五章辅助设备的设计5.1 辅助容器的设计容器填充系数取=0.71、进料罐(
28、20C)20时丙烯的密度近似取为：PLl=515kgm3丙烷的密度近似取为：L2=500kgm3压力取为1.721MPa由上面的计算可知：进料Xf=65%则其质量百分数为：MV=63.4%Pl=63.4IlM-64.3匕/加=595必/加3F则515500进料质量流量：F=(70*0.65*42+70*0.35*44)kgh=2989kg/h进料罐容积瓦我,其中为停留时间，取4天，=424=96h则V=2989*96(509.5*0.7)m3=804.5565m3圆整后取V=805m32、回流罐(42C)P丙烯=472kgm3摩尔流量qnV=832.24962hvol/h质量沪量=35021.
29、89626W三M三:取pL=404kgm3取停留时间为=0.25hvqj则回流罐的容积PL26.50m3圆整后取V=27m33、塔顶产品罐取产品停留时间为3天，即=72hq%：lnu=45.9kmolh,所以=45.9*42=1927.8kghy=V则塔顶产品罐的容积Pik=420.1017m3圆整为420m34、釜液罐取停留时间为5天，即7=120h夕W=24.1kmol/h邮24.1*44kgh=1060.4kgh则釜液罐的容积Pj=385.133m3圆整取385m35.2 传热设备塔顶冷凝器压力(绝)：1.721MPa温度：热物流：丙烯53冷物流：水10出口30G=q,M,=832.24
30、962*42Ag/=34954.484kg匕=302.54A/Zg则Q=G小/-=17772.3257*302.54*1000/3600=1.501W=(53-10)-(53-30)=319M2/CIm43In传热温差23设传热系数K=400W(m2K)A则传热面积为：15*106K400 * 31.9642。m = 117.3187 2.进料预热器热物料：水：进口温度：90C出口温度：70cC冷物流：丙烯、丙烷混合物：进口温度：20出口温度：47.50CM=(0.65*42+0.35*44)kgkmol=42.7kgkmol则G=qM=70*42.7依/=0.8303ZgsCp=3kJ(kg
31、*K)则Q=G*Cp/一力)=8303*3*1000*(20+47.5)W=168135.75W425-50=J二K=46.148Klm142.5=42.5C段二5(TCIn50设传热系数K=400W(m2-K)则传热面积为:KAt168135.75400*46.148病=9.1085病塔釜产品温度42C,塔顶产品温度53,分别加压保存即可，不另设冷凝器“5.3泵的设计进料泵(两台，一用一备)P509.5kgm3设流体流速f=0.5m/s粘度U=O.068mpa*sq$=qJPL=W42.7/509.5/3600m/S=0.001630m,/S0.()6444wu取d=65mm标准管中70X3
32、mm所以实际di=(70-2*3)mm=64mm=乌”=0.5069m/s则实际流体流速Zai取g=0.2mm,相对粗糙度为/(1=0.0031dup4Re=2.447X1查得a=0.027取管路长度为1=100m半开口截止阀：2个,文氏管流量计：1个,局部阻力：90弯头：4个,Iel =2.45m二475e2=33.25m=0.84m,l+Jev.W2尸v,(2-+)+则乙力=d2gpg)(Oo23*g端产幽+L5)*嚅2+9810/509.5/9.8=256”取原料罐出口高度：ZI=Im进料口高度：Zz=585ma7fJ?V,He=Z+-+卜Zhf则Pg2g=61.06mQ=X36004=
33、6.052m3h选取泵的型号为65Y-60B,扬程为30-650m,流量为2.5-600m3h回流泵（两台，一用一备）P472kgm3粘度=0.066mPas设流体流速=0.5m/s4q,wsug=qIpL=786.34962*42/472/3600m/5=0.01944mIs=0.2225小取标准管中245X7.5mm所以实际=(245-2*7.5)mm=230mm=-如-=0.468m/s12则实际流体流速Zai取=0.2mm,相对粗糙度为d=0.00087dupRe=7.7015查得a=0.0190取管路长度为I=120m局部阻力：90弯头：4个,/八=8.05m半开口截止阀：1个,f=
34、475e2=i09.25m文氏管流量计：1个,e3=2.76m贝尸J号募(0.0190 *120 + 4 * 8.05 + 109.25 + 2.760.232+ 2.5) * 46& m + 9810472 9.8 = 2.392加2*9.81取塔釜出口高度：Z=n进料口高度：Z2=00mHe=Z+铝+%则Pg2g=101.6mQ=X36004=69.96m3h选取泵的型号为AY釜液泵（两台，一用一备）夕 448.3 kgm3粘度 =0.05766 mPa s设流体流速=0.5m/sg=么心/PL=33090.378/448.3/3600/s=0.0205疝S乜=0.2286机ii取标准管中
35、245X7.5mm所以实际=(245-2*7.5)mm=230mm=-=0.4937ms,2则实际流体流速Nai取g=0.2mm,相对粗糙度为/1=0.00087dupRe=8.828515查得a工0.0195取管路长度为1=3Om局部阻力：90弯头：4个,半开口截止阀：1个,文氏管流量计：1个,Li =8.04m=475e2=i08.585me3=2.7432m.J+lev.xW2NPv,(2-+)+则Z%=d2gpg)(0.0195*30+4*8.04+108.585+2.74320.230493+1.5)*uVZ+9810/448.3/9.82*9.812.434m取回流罐出口高度：Z=n回流液入口高度：Z2=7mHe=Z+铝+%则Pg2g=-1.8md2u“八八36002.74m3h该处泵扬程为负值，正常工作时不使用，但非正常工作或停止工
