胜利原油数据

425万吨/年大庆原油常压塔工艺计算 胜利原油实沸点蒸馏数据及产品恩氏蒸馏数据如下 一、 原油密度：d420＝0.8554 二、原油实沸点蒸馏数据                           原油实沸点蒸馏数据 序号 沸点范围/℃ 占原油重量/% 相对密度（d420） 每馏分 总收率 1 HK~128 2.89 2.89 0.7257 2 128~180 2.94 5.83 0.7783 3 180~210 3.05 8.87 0.8161 4 210~255 3.13 12.00 0.8288 5 255~285 3.15 15.15 0.8300 6 285~305 3.23 18.38 0.8320 7 305~325 3.17 21.53 0.8380 8 325~340 3.21 24.74 0.8538 9 340~371 3.20 27.94 0.8586 10 371~392 3.22 31.16 0.8636 11 392~414 3.25 34.41 0.8739 12 414~430 3.41 37.82 0.8909 13 430~450 3.31 41.13 0.8983 14 450~458 3.30 44.43 0.9000 15 458~470 3.30 47.73 0.9068 16 470~494 3.36 51.09 0.9102 17 ＞500 48.91 100 三、各产品性质数据 项目 相对密度 d420 恩氏蒸馏/℃ HK 10% 30% 50% 70% 90% KK 常顶 0.7240 34 58 73 90 101 119 126 常一线 0.8120 132 153 167 176 192 208 220 常二线 0.8350 220 241 256 261 275 288 301 常三线 0.8560 282 313 324 340 345 355 364 常底 0.9200 330 示例：   万吨/年     原油常压塔工艺计算 1 文献综述 1.1 概述 从世界范围看，石油加工能力过剩已是存在已久的问题，短时间内难以根本解决。所以，未来总体上原油加工能力不会有大的增长。近几年，世界原油加工量、炼厂数和平均规模整体变化不大。1999年，世界常减压蒸馏加工量为4.070Mt/a，炼厂总数为756座，平均规模为5.39Mt/a；2002年，世界常减压蒸馏加工量为4.058Mt/a，炼厂总数为732座，平均规模为5.54Mt/a。世界原油总加工能力变化不大，但是炼油厂数目在持续减少，炼油厂平均规模继续提高（见表1.1），超过20.0Mt/a的炼厂数增加到17座[1]。 1.2 常压塔的在线优化 1.3 国内典型常减压装置介绍 1.3.1 茂名石化公司常减压装置 1.4常压塔的防腐与维护 1.4.1 常压塔的腐蚀问题 1.4.2 防腐 措施 《全国民用建筑工程设计技术措施》规划•建筑•景观全国民用建筑工程设计技术措施》规划•建筑•景观软件质量保证措施下载工地伤害及预防措施下载关于贯彻落实的具体措施 1.4.2.1 加强电脱盐操作的管理 1.4.3 常减压装置防腐新技术 1.5 常减压工艺技术的发展 2 设计说明书 本次设计以大庆原油为进料设计常压塔及塔板，下面对设计过程中的一些参数的确定加以说明。 2.1 原油性质及评价 按照关键馏分特性分类方法，大庆原油属于低硫石蜡基原油，其主要特点是含蜡量高、凝点高、沥青质含量低、重金属含量低、硫含量低。 2.2 产品性质 （1）直馏汽油的辛烷值仅为37，应通过催化重整提高其辛烷值。 （2）直馏航空煤油馏分的密度小，结晶点高，只能符合2#航空煤油的规格标准。 （3）柴油馏分的辛烷值高、具有良好的燃烧性能，但其收率受凝点的限制。 （4）减压渣油的硫含量低、沥青质和重金属含量低、饱和分含量高，可以掺入减压馏分油作为催化裂化原料，也可以经丙烷脱沥青及精制生产残渣润滑油。但由于渣油含沥青质和胶质较少，而蜡含量较高，难以生产高质量的沥青产品。 2.3 常压塔设计的参数确定 2.3.1 操作压力的确定 2.3.2 操作温度的确定 （1）汽化段温度 （2）塔底温度 （3）侧线温度 （4）塔顶温度 （5）侧线汽提塔底温度 2.4常压塔设计中的一些经验数据 （1） 汽提蒸汽用量 参考《石油炼制工程》书中图7-52和7-12，取汽提水蒸汽量,如下表。 从节能角度来看，在可能的条件下，倾向于减少汽提蒸汽用量。 （2）中段循环回流进出口温度差，国内多用80～120℃。 （3）生产航煤时，原油的最高加热温度为360～370℃。 3 常压塔的工艺计算 3.1 设计任务 处理能力为  万吨/年，按每年开工330d计，塔顶取热、第一中段回流取热、第二中段回流取热分配为      ，依据所给的原油实沸点蒸馏数据及产品的恩氏蒸馏数据，计算产品的各物性数据决定切割 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 ，计算产品收率，进行全塔热平衡计算，绘制全塔汽、液相负荷分布图。 3.2 基础数据 原油相对密度=0.8554 表3.1  原油常压切割及产品性质 产品 相对密度 恩氏蒸馏/℃ HK 10% 30% 50% 70% 90% KK 常顶 0.7240 34 58 73 90 101 119 126 常一线 0.8120 132 153 167 176 192 208 220 常二线 0.8350 220 241 256 261 275 288 301 常三线 0.8560 282 313 324 340 345 355 364 常底 0.9200 330 表3.2  大庆原油实沸点蒸馏数据如下 序 号 沸点范围/℃ 占 原 油 质 量  % 相对密度 （） 每 馏 分 总 收 率 1 HK-128 2.89 2.89 0.7257 2 128-180 2.94 5.83 0.7783 3 180-210 3.05 8.87 0.8161 4 210-255 3.13 12.00 0.8288 5 255-285 3.15 15.15 0.8300 6 285-305 3.23 18.38 0.8320 7 305-325 3.17 21.53 0.8380 8 325-340 3.21 24.74 0.8538 9 340-371 3.20 27.94 0.8586 10 371-392 3.22 31.16 0.8636 11 392-414 3.25 34.41 0.8739 12 414-430 3.41 37.82 0.8909 13 430-450 3.31 41.13 0.8983 14 450-458 3.30 44.43 0.9000 15 458-470 3.30 47.73 0.9068 16 470-494 3.36 51.09 0.9102 17 ＞500 48.91 100 3.3 油品性质参数 （1）把馏分占原油重量%转化为占体积% 根据原油实沸点蒸馏数据，如序号1，总收率占原油重量的2.89%，相对密度d420=0.7257,原油密度为0.8554，则其转化为体积的%是: 每馏分占原油体积V1%=2.89/0.7257×0.8554=3.41 总收率占原油体积V1%=2.89/0.7257×0.8972=3.41 序号2 沸点范围为128～180℃，馏分占原油重量的2.94%，总收率占原油重量的5.83%，相对密度=0.7783,原油密度为0.8554，则其转化为体积%是: 每馏分占原油体积V2%=2.94/0.7783×0.8554=3.23 总收率占原油体积V2% = 第一馏分收率体积% + 第二馏分占原油体积% = 3.41+3.23=6.64 同理，依次类推可以得到以下数据，如表3.3。建立原油的实沸点曲线，如图1的曲线1 表3.3  原油实沸点蒸馏数据 序 号 沸 点 范围/℃ 占 原 油 质 量  % 占 原 油 体 积 % 相对密度 （） 每 馏 分 总 收 率 每 馏 分 总 收 率 1 HK～128 2.89 2.89 3.41 3.41 0.7257 2 128～180 2.94 5.83 3.23 6.61 0.7783 3 180～210 3.05 8.87 3.20 9.84 0.8161 4 210～255 3.13 12.00 3.23 13.07 0.8288 5 255～285 3.15 15.15 3.25 16.32 0.8300 6 285～305 3.23 18.38 3.32 19.64 0.8320 7 205～325 3.17 21.53 3.24 22.88 0.8380 8 325～340 3.21 24.74 3.22 26.1 0.8538 9 340～371 3.20 27.94 3.19 29.29 0.8586 10 371～392 3.22 31.16 3.19 32.48 0.8636 11 392～414 3.25 34.41 3.18 35.66 0.8739 12 414～430 3.41 37.82 3.27 38.93 0.8909 13 430～450 3.31 41.13 3.15 42.08 0.8983 14 450～458 3.30 44.43 3.14 45.22 0.9000 15 458～470 3.30 47.73 3.11 48.33 0.9068 16 470～494 3.36 51.09 3.16 51.49 0.9102 17 >500 48.91 100 （2）由石油化学书表Ⅱ-1-1 与换算关系图可知： =+△d 如当=0.7240时，=0.7240+0.0050=0.7290， APIo=141.5/ -131.5=141.5/0.7290-131.5=62.6， 恩式蒸馏曲线斜率=（119-58）/（90-10）=61/80=0.7625 (℃/%)， tv=(t10+t30+t50+t70+t90)/5=(58+73+90+101+119)/5=88.2(℃) 由《石油化学》表Ⅱ-2-2查得平均沸点温度校正图,查得中平均沸点tme=88.2-4.5=83.7℃，从而由《石油炼制工程》一书中的图3-6石油馏分特性因数和相对分子量图可查得特性因素K=11.85，相对分子量M=93，同理求得其它各产品数据，见表3.4。 表3.4  各产品物性数据 产 品 相对密度/ API0 特性 因数 相对分子质量 tv tme 切割点温度℃ 常 顶 0.7240 0.7290 62.6 11.85 93 88.20 83.7 129 常一线 0.8120 0.8165 41.8 11.4 140 179.2 175.4 220 常二线 0.8350 0.8394 37.7 11.75 212 264.2 261.7 291.5 常三线 0.8560 0.8602 33.0 11.95 285 335.4 333.3 347 常 底 0.9200 0.9239 21.66 — — — — — 各临界参数参考《石油炼制工程》华东石油学院炼油工程教研室编，图I－2－31至图I－2－34。 汽油的临界参数：由＝0.7290得重量平均沸点= 88.2 +2.5=90.7,实分子平均沸点＝88.2+（-7.6）＝80.6， 查图得真临界温度＝273℃，假临界温度＝261℃。 由tme＝83.7，查图得假临界压力＝33 atm, , 查图得真临界压力＝38atm=3.8 。 根据《石油加工工艺学》上册，李淑培主编 图4-28 图4-29查焦点参数 焦点温度－临界温度＝49.5℃ 所以焦点温度＝49.5+273＝322.5℃ 焦点压力－临界压力＝26 atm  所以焦点压力＝26+38＝64atm＝6.4 （3）平衡汽化温度 按表3.1原油常压切割及产品性质的恩氏蒸馏温度数据 ①按《石油炼制工程》图7-15换算50％点温度 汽油的恩氏蒸馏10﹪～70﹪点斜率＝(℃/%)， 由图查得：平衡汽化50％点－恩氏蒸馏50％点＝-11.9℃ 故：平衡汽化50％点＝90+（-11.9）＝78.1℃ 其它馏分50％点温度列于表2.5 表3.5 各馏分的平衡汽化50%点温度 馏分 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 平衡汽化50％点温度（℃） 78.1 171.9 268 359.2 ② 由《石油炼制工程》图7-16查得平衡汽化曲线各段温差列于表2.6 表3.6 平衡汽化曲线各段温差 曲线线段 恩氏蒸馏温差(℃) 平衡汽化温差(℃) 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 汽油 煤油 轻柴油 重柴油 0～10％ 24 21 21 31 9.7 8.8 8.8 14 10％～30％ 15 14 15 11 8.5 7.9 8.4 5.9 30％～50％ 17 9 5 16 7.9 4.1 2.8 7.1 50％～70％ 11 16 14 5 4.9 6.8 6.3 1.9 70％～90％ 18 16 13 10 7.5 90％～100％ 7 12 13 9 1.5 ③由50％点及各线段温差推算平衡汽化曲线的各点温度 30%点 = 78.1 - 7.9 = 70.2℃ 10%点 = 70.2 - 8.5 = 61.7℃ 0%点 = 61.7 - 9.7 = 52℃ 70%点 = 78.1 + 4.9 = 83 ℃ 90%点 = 83 + 7.5 = 90.5℃ 100%点 = 90.5 + 1.5 = 92℃ 表3.7其它馏分平衡汽化曲线的各点温度（℃） 0% 10% 30% 50% 70% 90% 100% 汽油 52 61.7 70.2 78.1 83 90.5 92 煤油 151.1 159.9 167.8 171.9 轻柴油 248 256.8 265.2 268 重柴油 332.2 346.2 352.1 359.2 （4）实沸点蒸馏曲线换算为常压平衡汽化曲线 表3.8  实沸点蒸馏数据 馏出（体积分数）% 0 10 30 50 70 90 100 温度/℃ 75 210 376 480 497 499 500 解:① 计算实沸点蒸馏曲线的参考线斜率及其各点温度 实沸点蒸馏曲线参考线的斜率 =（497-210）/（70-10）= 4.78（℃/%） 由此计算参考线的各点温度: 0点 = 210 - 4.78 ×（10-0）= 162.2（℃）； 30% = 210 + 4.78 ×（30-10）= 305.6（℃）； 50% = 210 + 4.78 ×（50-10）= 401.2（℃）； 90% = 497 + 4.78 ×（90-70）= 592.6（℃）； 100% = 497 + 4.78 ×（100-70）= 640.4（℃）； ② 计算平衡汽化参考线斜率及其各点温度 由《石油炼制工程》一书中的图7-17上图查得，根据实沸点蒸馏曲线10%～70%斜率（4.78℃/%）查得平衡汽化参考线的斜率为2.85℃/%，然后利用图7-17中图查得△F=18℃， 故平衡汽化参考线50%=实沸点蒸馏参考线50%点-△F=401.2-18=383.2（℃） 由平衡汽化参考线50%点和斜率可计算得其他各点温度: 0点 = 383.2 - 2.85 ×（50-0）= 240.7（℃）； 10% = 383.2 - 2.85 ×（50-10）= 269.2(℃)； 30% = 383.2 - 2.85 ×（50-30）= 326.2（℃）； 70% = 383.2 + 2.85 ×（70-50）= 440.2（℃）； 90% = 383.2 + 2.85 ×（90-50）= 497.2 （℃）； 100% = 383.2 + 2.85 ×（100-50）= 525.7（℃）； ③ 计算实沸点蒸馏曲线与其参考线的各点温差△Fi% △F0% = 75 - 162.2 = -87.2（℃）； △F10% = 210 - 210 = 0（℃）； △F30% = 376 – 305.6 = 70.4（℃）； △F50% = 480 - 401.2 = 78.8（℃）； △F70% = 497 - 497 = 0（℃）； △F90% = 499 - 592.6 = -93.6（℃）； △F100% = 500 – 640.4 = -140.4（℃）； ④ 求平衡汽化曲线各点温度 由图7-17下图查得各馏出百分数时的温差比值，得0比值=0.25，10%比值=0.4，其余各点比值都是0.33，平衡汽化曲线各点与其参考线相应各点的温差△T等于实沸点蒸馏曲线与其参考线相应个点的温差△Fi%乘以对应得比值。由此得平衡汽化各点温度如下: 0点△T = -87.2 × 0.25 = -21.8（℃）； 10%点△T = 0 × 0.4 = 0（℃）； 30%点△T = 70.4 × 0.33 = 23.2（℃）； 50%点△T = 78.8 × 0.33 = 26.0（℃）； 70%点△T = 0 × 0.33 = 0（℃）； 90%点△T = -93.6 × 0.33 = -30.9（℃）； 100%点△T = -140.4 × 0.33 = -46.3（℃）； 平衡汽化曲线各点温度等于它的参考线各点温度加上相应的△T值得平衡汽化温度： 0点 = 240.7 - 21.8 = 218.9（℃）； 10%点 = 269.2 + 0 ＝269.2（℃）； 30%点 = 326.2 + 23.2 = 349.4（℃）； 50%点 = 383.2 + 26.0 = 409.2（℃）； 70%点 = 440.2 + 0 = 440.2（℃）； 90%点 = 497.2 - 30.9 = 466.3（℃）； 100%点 = 525.7 - 46.3 ＝ 479.4（℃）； 由此可得平衡汽化曲线，如图1曲线2。 3.4 实沸点切割点和产品收率 将产品的恩氏蒸馏初馏点和终馏点换算为实沸点初馏点和终馏点，实沸点切割点=(t0H+t100L)/2 [t0H、t100L和分别是实沸点重馏分的初馏点和轻馏分的终馏点]，依次得切割点温度，由原油实沸点曲线得出各产品收率。作出常压塔的物料平衡，见表3.9。 表3.9  物料平衡（按每年开工330d计） 油品 产率% 处理量或产量 体积分数 质量分数 104t/a t/d Kg/h Kmol/h 原油 100 100 500 15151.5 631312.5 — 汽油 3.5 2.96 14.8 448.5 18687.5 200.94 煤油 6.57 6.24 31.2 945.5 39395.8 281.40 轻柴油 7.43 7.44 37.2 1127.3 46970.8 221.56 重柴油 12 12.91 64.55 1956.1 81504.2 285.98 重油 7.05 70.45 352.25 10674.2 444758.3 — 3.5 汽提蒸汽用量 侧线产品及塔底重油都用过热水蒸汽汽提，使用的是420℃，压力为0.3MPa的过热水蒸汽，参考《石油炼制工程》中图7-52和表7-12，取汽提水蒸汽量,如表3.10。 表3.10  汽提蒸汽用量 油品 质量分数,% kg/h Kmol/h 一线煤油 3 1182 65.7 二线轻柴油 3 1409 78.3 三线重柴油 2.8 2282 126.8 塔底重油 2 8895 494.2 合计 — 13768 765 3.6 塔板型式和塔板数 选用浮阀塔板， 表3.11各段塔板数 汽油—煤油段 10层 煤油—轻柴油段 7层 轻柴油—重柴油段 7层 重柴油—汽化段 6层 塔底气提段 4层 考虑采用两个中段回流，每个用3层换热塔板，共6层，全塔塔板数总计为40层。 3.7精馏塔计算草图 将塔体、塔板、进料及产品进出口、中段循环回流位置、汽提返塔位置、塔底汽提点等绘成草图，以后的计算结果如操作条件和物料流量等可以陆续填入图中，见图2。这样的计算草图可使设计计算对象一目了然，便于分析计算结果的规律性，避免漏算重算，容易发现错误因而是很有用的。 3.8 操作压力 取塔顶产品罐压力为0.13MPa。塔顶采用两级冷凝冷却流程取塔顶空冷器压力降为0.01MPa，使用一个管壳式后冷器，壳程压力降取0.017MPa，故 塔顶压力=0.13+0.01+0.017=0.157 MPa（绝） 取每层浮阀塔板压力降为0.5KPa（4mmHg），则推算的常压塔各关键部位的压力如下（单位为MPa）： 塔顶压力0.157 MPa 一线抽出板（第10层）上压力0.157+9×0.5×10-3=0.162 MPa 二线抽出板（第20层）上压力0.157+19×0.5×10-3=0.167 MPa 三线抽出板（第30层）上压力0.157+29×0.5×10-3=0.172 MPa 汽化段压力（第36层）上压力0.157+35×0.5×10-3=0.175 MPa 取转油线压力降为0.035 MPa 则加热炉出口压力=0.175+0.035=0.21 MPa 3.9 汽化段温度 （1）汽化段中进料的汽化率与过汽化度 取过汽化度为进料的2%（质量分数）或2.00%（体积分数），即过汽化量为12626.25kg/h。要求进料在汽化段中的汽化率为： （体积分数）=(3.5%+6.57%+7.43%+12%+2.00%)=31.5% （2）汽化段油气分压 汽化段中各物料的具体流量情况如表3.12。 表3.12  汽化段中各物料的流量 汽油 200.94 kmol/h 煤油 281.4 kmol/h 轻柴油 221.56 kmol/h 重柴油 285.98 kmol/h 过汽化油 43.54 kmol/h 油气量合计 1033.42 kmol/h 其中过汽化油的相对分子质量取290，还有水蒸汽494.2 kmol/h（塔底汽提） 由此计算得汽化段的油气分压为： 0.175×1033.42/（1033.42+494.2）=0.118 MPa （3）汽化段温度的初步求定 汽化段温度应该是在汽化段油气分压0.118MPa之下汽化31.5％（体积分数）的温度，为此需要作出在0.118MPa下原油平衡汽化曲线。 由图1得原油在常压下的实沸点蒸馏曲线与平衡汽化曲线的交点为328℃，利用《石油炼制工程》第三章中的烃类与石油窄馏分得蒸气压图，将此交点温度328℃换算0.118MPa下的温度，得335℃。作原油得平衡汽化曲线，如图1曲线4。 由曲线4可以查得当＝31.5％时的温度为365℃，此为汽化段温度。此是由相平衡关系求得，还需对它进行校核。 （4）的校核 校核的主要目的是看由 要求的加热炉出口温度是否合理。校核的方法是绝热闪蒸过程的热平衡计算以求得炉出口温度。 当汽化率（体积分数）为31.5%时的温度为365℃，进料在汽化段中的焓计算如表3.13中各物料焓值由《石油炼制工程》第3章中介绍的方法和图表求得。 表3.13 进料带入汽化段热量（P=0.175MPa,t=365℃） 油料 焓，KJ/kg 热量， KJ/h 汽相 液相 汽油 1205 — 11205×18687.5=22.52×106 煤油 1180 — 1180×39395.8=46.49×106 轻柴油 1163 — 1163×46970.8=54.63×106 重柴油 1151 — 1151×81504.2=93.81×106 过汽化油 1155 — 1155×12626.25=14.58×106 重油 — 920 920×444758.3=409.18×106 合计 — — =641.21×106 所以 = 641.21 × 106 / 631312.5 = 1015.7 KJ/kg 在求出原油在加热炉出口条件下的焓 。按上述方法作出原油在炉出口压力0.21MPa下的平衡汽化曲线3，如图1曲线3。由于考虑到生产煤油，限定炉出口温度不超过370℃。曲线3可读出370℃时的汽化率为24.5%(体积分数)。显然< ,即在炉出口条件下，过汽化油和部分重油处于液相，据此可算出进料在炉出口条件下的焓值，见表3.14。 表3.14  进料在炉出口处携带的热量（P=0.21MPa,t=370℃） 油料 焓，KJ/kg 热量， KJ/h 汽相 液相 汽油 1227 — 1227×18687.5=22.93×106 煤油 1197 — 1197×39395.8=47.16×106 轻柴油 1181 — 1181×46970.8=55.47×106 重 柴 油 气相部分 1168 — 1168×48902.52=57.12×106 液相部分 — 992 992×32601.68＝32.34×106 重油 — 950 950×457384.55=434.52×106 合计 — — =649×106 所以 =649.54×106/631312.5=1028.9 KJ/kg 校核结果 证明 住所证明下载场所使用证明下载诊断证明下载住所证明下载爱问住所证明下载爱问 高于，所以在设计的汽化段温度365℃之下，既能保证所需的拔出率（体积分数31.5%），炉出口温度也不至于超过允许限度。 3.10 塔底温度 取塔底温度比汽化段温度低8℃， 即365-8=357℃ 3.11 塔顶及侧线温度的假设与回流热分配 （1）假设塔顶及侧线温度 参考同类装置的经验数据，假设塔顶及侧线温度如表2.15。 表3.15  假设塔顶及侧线温度 塔顶温度 92℃ 煤油抽出板（第10层） 150℃ 轻柴油（第20层） 239℃ 重柴油（第30层） 312℃ （2）全塔回流热 按上述假设的温度条件作全塔热平衡，由此求出全塔回流热 表3.16    全塔回流热 物    料 流率 kg/h 密度 g/cm3 操作条件 焓/（KJ/kg） 热量 KJ/h 压力 温度 汽相 液相 入方 进料 631312.5 0.8554 0.175 365 — — 641.21×106 汽提蒸汽 13768 — 0.3 420 3316 — 45.7×106 合    计 645080.5 — — — — — 686.91×106 出 方 汽油 18687.5 0.7240 0.157 92 565 — 10.6×106 煤油 39395.8 0.8120 0.162 150 — 364 14.3×106 轻柴油 46970.8 0.8350 0.167 239 — 602 28.3×106 重柴油 81504.2 0.8560 0.172 312 — 804 65.5×106 重油 444758.3 0.9200 0.175 357 — 937 416.7×106 水蒸汽 13768 — 0.157 92 2646 — 36.4×106 合计 645084.6 — — — — — 571.8×106 所以全塔回流热Q =（686.91-571.8）×106=115.11×106  KJ/h （3）回流方式及回流热分配 塔顶采用二级冷凝冷却流程，塔顶回流温度定位60℃，采用两个中断回流，第一个位于煤油侧线与轻柴油侧线之间（第12～14层），第二个位于轻柴油侧线与重柴油侧线之间（第22～24层）。回流热分配情况如表3.17。 表3.17  回流热分配 塔顶回流取热（50%） Q0=57.56×106KJ/h 第一中段回流取热（20%） Q1=23.0×106KJ/h 第二中段回流取热（30%） Q2=34.5×106KJ/h 3.12 侧线及塔顶温度的校核 校核应自下而上进行 （1）重柴油抽出板（第30层）温度 按常压塔的计算草图的隔离体系工作，第30层以下塔段的热平衡（如表3.18及附图2）， 表3.18  第30层板以下塔段的热平衡 物    料 流率 kg/h 密度 g/cm3 操作条件 焓/（KJ/kg） 热量 KJ/h 压力 温度 汽相 液相 入 方 进料 631312.5 0.8554 0.175 365 — — 641.21×106 汽提蒸汽 8895 — 0.3 420 3316 — 29.5×106 内回流 L ～0.841 0.172 ～305 — 783 783L 合    计 640207.5+L — — — — — 670.71×106+783L 出 方 汽油 18687.5 0.7240 0.172 312 1055 — 19.7×106 煤油 39395.8 0.8120 0.172 312 1038 — 40.9×106 轻柴油 46970.8 0.8350 0.172 312 1030 — 48.4×106 重柴油 81504.2 0.8560 0.172 312 — 804 65.5×106 重油 444758.3 0.9200 0.175 357 — 937 416.7×106 水蒸汽 8895 — 0.172 312 3104 — 27.6×106 内回流 L ～0.841 0.172 312 1017 — 1017L 合计 640211.6+L — — — — — 618.8×106+1017L 由热平衡得670.71×106+783L=618.8×106+1017L 内回流L=213621(kg/h)或213621/282=758(Kmol/h) 重柴油抽出板上方气相总量为： 200.94+281.4+221.56+758+494.2=1956（Kmol/h） 重柴油蒸汽（即内回流分压）：0.172×758/1956.1=0.0667(MPa) 由重柴油常压恩式蒸馏数据换算0.0667MPa下平衡汽化0℃点温度，可以用《石油炼制工程》图7-15和7-16先换算得常压下平衡汽化数据，再用图7-26换算成0.0667MPa下的平衡汽化数据。其计算结果如下表3.19。 项目 0 10% 30% 50% 恩氏蒸馏温度（℃） 282 313 324 340 恩氏蒸馏温差（℃） 31 11 16 — 平衡汽化温差（℃） 14 5.9 7.1 — 常压平衡汽化温差（℃） — — — 359.2 0.0667MPa下平衡汽化温度（℃） 311.5 325.5 231.4 338.5 由此求得在0.0667MPa下重柴油的泡点温度为311.5℃，这就与原假设的312℃很接近，可以认为原假设是正确的。 （2）轻柴油抽出板（第20层）温度 过程与校核重柴油抽出板温度相同。第20层以下塔段的热平衡（如表3.20及附图6）， 表3.20  第20层板以下塔段的热平衡 物    料 流率 kg/h 密度 g/cm3 操作条件 焓/（KJ/kg） 热量 KJ/h 压力 温度 汽相 液相 入 方 进料 631312.5 0.8554 0.175 365 — — 641.21×106 汽提蒸汽 11177 — 0.3 420 3316 — 37.1×106 内回流 L ～0.836 0.167 ～230 — 565 565L 合    计 642489.5+L — — — — — 678.31×106+565L 出 方 汽油 18687.5 0.7240 0.167 239 863 — 16.1×106 煤油 39395.8 0.8120 0.167 239 829 — 32.7×106 轻柴油 46970.8 0.8350 0.167 239 — 602 28.3×106 重柴油 81504.2 0.8560 0.172 312 — 804 65.5×106 重油 444758.3 0.9200 0.175 357 — 937 416.7×106 水蒸汽 11177 — 0.167 239 2970 — 33.2×106 内回流 L ～0.836 0.167 239 829 — 829L 第二中段回流 — — — — — — 34.5×106 合计 642493.6+L — — — — — 627×106+829L 由热平衡得678.31×106+565L=627×106+829L 内回流L=194356(kg/h)或194356/211=921(Kmol/h) 轻柴油抽出板上方气相总量为： 200.94+281.4+921+126.8+494.2=2024（Kmol/h） 轻柴油蒸汽（即内回流分压）：0.172×921/2024=0.0760(MPa) 由轻柴油常压恩式蒸馏数据换算0.0760MPa下平衡汽化0℃点温度，其计算结果如下表3.21。 项目 0 10% 30% 50% 恩氏蒸馏温度（℃） 220 241 256 261 恩氏蒸馏温差（℃） 21 15 5 — 平衡汽化温差（℃） 8.8 8.4 2.8 — 常压平衡汽化温差（℃） — — — 268 0.0760MPa下平衡汽化温度（℃） 237 245.8 254.2 257 由此求得在0.0760MPa下轻柴油的泡点温度为237℃，这就与原假设的239℃的误差＜1％，可以认为原假设是正确的。 （3）煤油抽出板（第10层）温度 过程与校核重柴油抽出板温度相同。第10层以下塔段的热平衡（如表3.22及附图10），    表3.22  第10层板以下塔段的热平衡 物    料 流率 kg/h 密度 g/cm3 操作条件 焓/（KJ/kg） 热量 KJ/h 压力 温度 汽相 液相 入 方 进料 631312.5 0.8554 0.175 365 — — 641.21×106 汽提蒸汽 12586 — 0.3 420 3316 — 41.7×106 内回流 L ～0.829 0.162 ～145 — 339 339L 合    计 643898.5+L — — — — — 682.91×106+339L 出 方 汽油 18687.5 0.7240 0.162 150 687 — 12.8×106 煤油 39395.8 0.8120 0.162 150 — 364 14.3×106 轻柴油 46970.8 0.8350 0.167 239 — 602 28.3×106 重柴油 81504.2 0.8560 0.172 312 — 804 65.5×106 重油 444758.3 0.9200 0.175 357 — 937 416.7×106 水蒸汽 12586 — 0.162 150 2680 — 33.7×106 内回流 L ～0.829 0.162 150 645 — 645L 第一中段回流 — — — — — — 23.0×106 第二中段回流 — — — — — — 34.5×106 合计 643902.6+L — — — — — 628.8×10+645L6 由热平衡得682.91×106+339L=628.8×106+645L 内回流L=176830(kg/h)或176830/138=1281(Kmol/h) 煤油抽出板上方气相总量为： 200.94+1281+78.3+126.8+494.2=2181（Kmol/h） 煤油蒸汽（即内回流分压）：0.162×1281/2181=0.0951(MPa) 由煤油常压恩式蒸馏数据换算0.0951MPa下平衡汽化0℃点温度，其计算结果下表3.23。 项目 0 10% 30% 50% 恩氏蒸馏温度（℃） 132 153 167 176 恩氏蒸馏温差（℃） 21 14 9 — 平衡汽化温差（℃） 8.8 7.9 4.1 — 常压平衡汽化温差（℃） — — — 171.9 0.0951MPa下平衡汽化温度（℃） 149.2 158 165.9 170 由此求得在0.0951MPa下轻柴油的泡点温度为149.2℃，这就与原假设的150℃的误差＜1％，可以认为原假设是正确的。 （4）塔顶温度 塔顶冷回流温度to=60℃，其焓值为163.3KJ/kg， 塔顶温度t1=92℃，回流（汽油）蒸气的焓=565KJ/kg，故塔顶冷回流量为LO=Q/（-）=57.56×106/（565-163.3）=143291kg/h,塔顶油气量（汽油+内回流蒸汽）为(143291+18687.5）/93=1742(Kmol/h）, 塔顶水蒸汽流量为13768/18=765(Kmol/h）， 塔顶油气分压为0.157×1742/（1742+765）=0.1091（MPa）。 塔顶温度应该是汽油和其油气分压下的露点温度。由恩式蒸馏数据换算得汽油露点温度为92℃。已知焦点温度和压力依次为322.5℃和6.4MPa，据此可在平衡汽化坐标纸上作出汽油平衡汽化100%点的线，如图3。由该相图可读出油气分压为0.1091MPa时的露点温度为94.5℃。考虑到不凝气的存在，该温度乘以系数0.97，则塔顶温度为94.5×0.97=91.7（℃），与假设的92℃很接近，故原假设温度正确。 最后验证一下在塔顶条件下，水蒸汽是否会冷凝。 塔顶水蒸汽分压为0.157-0.1091=0.0479（MPa），相应于此压力的饱和水蒸汽温度为81℃远低于塔顶温度92℃，故在塔顶水蒸汽处于过热状态，不会冷凝。 3.13 全塔汽、液相负荷分布图 选择塔内几个有代表性的部位（如塔顶、第一层板下方，各侧线抽出板上下方，中段回流进出口处，汽化段及塔底汽提等）。求出这些部位的汽、液相负荷，可作出全塔汽、液相负荷分布图，并明确指出：(1)二中段回流抽出板处的气相负荷和液相负荷回流量最大,(2)该负荷图并不十分精确。因为在计算过程中，某些塔板的温度和该处介质的密度、相对分子量等参数是以内插法求出的，恩氏蒸馏数据也未作相应的裂化校正。 3.13.1 对所选塔板进行汽、液相负荷的计算 （1）第30层板以下的气、液相负荷（见表3.18及附图2） 依  Q入=Q出 670.71×106+783L=618.8×106+1017L 得L29=213621(kg/h)＝213621/282=758(Kmol/h) V30＝200.94+281.4+221.56+758+494.2=1956（Kmol/h） （2）20层板以下的汽、液相负荷（见表3.20及附图6） 依  Q入=Q出   678.31×106+565L=627×106+829L 得L19=194356(kg/h)＝194356/211=921(Kmol/h) V20＝200.94+281.4+921+126.8+494.2=2024（Kmol/h） （3） 第10层板以下的汽、液相负荷（见表3.22及附图10） 依  Q入=Q出 682.91×106+339L=628.8×106+645L 得L9=176830(kg/h)＝176830/138=1281(Kmol/h) V10＝200.94+1281+78.3+126.8+494.2=2181（Kmol/h） （4）第36层板以下的汽、液相负荷（见表3.24及附图1） 表3.24  第36层板以下塔段的热平衡 物  料 流率 kg/h 密度 g/cm3 操作条件 焓/（KJ/kg） 热量 KJ/h 压力 温度 汽相 液相 入 方 进料 631312.5 0.8554 0.175 365 — — 641.21×106 汽提蒸汽 8895 — 0.3 420 3316 — 29.5×106 内回流 L ～0.884 0.174 ～335 — 858 858L 合    计 640207.5+L — — — — — 670.71×106+858L 出 方 汽油 18687.5 0.7240 0.174 339 1135 — 21.2×106 煤油 39395.8 0.8120 0.174 339 1097 — 43.2×106 轻柴油 46970.8 0.8350 0.174 339 1089 — 51.2×106 重柴油 81504.2 0.8560 0.174 339 1076 — 87.7×106 重油 444758.3 0.9200 0.175 357 — 937 416.7×106 水蒸汽 8895 — 0.174 339 3154 — 28.1×106 内回流 L ～0.884 0.174 339 1063 — 1063L 合计 640211.6+L — — — — — 618.8×106+1063L 依  Q入=Q出   , 670.71×106 +858L=648×106 +1063L 得,L35=110293kg/h=110293/286=386(Kmol/h) V36=386+200.94+281.4+221.56+285.98+494.2=1870（Kmol/h） （5）第29层板以下的汽、液相负荷（见表3.25及附图3） 表3.25  第29层板以下塔段的热平衡 物料 流率 kg/h 密度 g/cm3 操作条件 焓/（KJ/kg） 热量 KJ/h 压力 温度 汽相 液相 入 方 进料 631312.5 0.8554 0.175 365 — — 641.21×106 汽提蒸汽 11177 — 0.3 420 3316 — 37.1×106 内回流 合    计 L ～0.840 0.172 ～305 — 791 791L 642489.5+L — — — — — 678.31×106+791L 出 方 汽油 18687.5 0.7240 0.172 310 1063 — 19.9×106 煤油 39395.8 0.8120 0.172 310 1022 — 40.3×106 轻柴油 46970.8 0.8350 0.172 310 1013 — 47.6×106 重柴油 81504.2 0.8560 0.172 310 — 804 65.5×106 重油 444758.3 0.9200 0.175 357 — 937 416.7×106 水蒸汽 11177 — 0.172 310 3083 — 34.5×106 内回流 L ～0.840 0.172 310 1017 — 1017L 合计 642493.6+L — — — — — 624.5×106+1017L 依  Q入=Q出   , 678.31×106 +791L=624.5×106 +1017L 得,L28=238097kg/h=238097/278=856(Kmol/h) V29=856+200.94+281.4+221.56+126.8+494.2=2181（Kmol/h） （6）第24层板以下的汽、液相负荷（见表3.26及附图4） 表3.26  第24层板以下塔段的热平衡 物  料 流率 kg/h 密度 g/cm3 操作条件 焓/（KJ/kg） 热量 KJ/h 压力 温度 汽相 液相 入 方 进料 631312.5 0.8554 0.175 365 — — 641.21×106 汽提蒸汽 11177 — 0.3 420 3316 — 37.1×106 内回流 L ～0.8384 0.170 ～242 — 611 611L 合    计 642489.5+L — — — — — 678.31×106+611L 出 方 汽油 18687.5 0.7240 0.170 247 904 — 16.9×106 煤油 39395.8 0.8120 0.170 247 871 — 34.3×106 轻柴油 46970.8 0.8350 0.170 247 858 — 40.3×106 重柴油 81504.2 0.8560 0.172 312 — 804 65.5×106 重油 444758.3 0.9200 0.175 357 — 937 416.7×106 水蒸汽 11177 — 0.170 247 2994 — 33.5×106 内回流 L ～0.8384 0.170 247 854 — 854L 合计 642493.6+L — — — — — 607.2×106+854L 依  Q入=Q出   , 678.31×106 +611L=607.2×106 +854L 得,L23=292634kg/h=292634/244=1199(Kmol/h) V24=1199+200.94+281.4+221.56+126.8+494.2=2524（Kmol/h） （7）第21层板以下的汽、液相负荷（见表3.27及附图5） 表3.27  第21层板以下塔段的热平衡 物    料 流率 kg/h 密度 g/cm3 操作条件 焓/（KJ/kg） 热量 KJ/h 压力 温度 汽相 液相 入 方 进料 631312.5 0.8554 0.175 365 — — 641.21×106 汽提蒸汽 11177 — 0.3 420 3316 — 37.1×106 内回流 L ～0.8366 0.168 ～237 — 586 586L 合    计 642489.5+L — — — — — 678.31×106+586L 出 方 汽油 18687.5 0.7240 0.168 241 888 — 16.6×106 煤油 39395.8 0.8120 0.168 241 854 — 33.6×106 轻柴油 46970.8 0.8350 0.168 241 842 — 39.5×106 重柴油 81504.2 0.8560 0.172 312 — 804 65.5×106 重油 444758.3 0.9200 0.175 357 — 937 416.7×106 水蒸汽 11177 — 0.168 241 2977 — 33.3×106 内回流 L ～0.8366 0.168 241 837 — 837L 第二中段回流 — — — — — — 34.5×106 合计 642493.6+L — — — — — 639.7×106+837L 依  Q入=Q出   , 678.31×106 +586L=639.7×106 +837L 得,L20=153825kg/h=153825/220=699(Kmol/h) V21=699+200.94+281.4+221.56+126.8+494.2=2024（Kmol/h） （8）第19层板以下的汽、液相负荷（见表3.28及附图7） 表3.28  第19层板以下塔段的热平衡 物    料 流率 kg/h 密度 g/cm3 操作条件 焓/（KJ/kg） 热量 KJ/h 压力 温度 汽相 液相 入 方 进料 631312.5 0.8554 0.175 365 — — 641.21×106 汽提蒸汽 12586 — 0.3 420 3316 — 41.7×106 内回流 L ～0.832 0.166 ～225 — 561 561L 合    计 643898.5+L — — — — — 682.91×106+561L 出 方 汽油 18687.5 0.7240 0.166 229 858 — 16.0×106 煤油 39395.8 0.8120 0.166 229 825 — 32.5×106 轻柴油 46970.8 0.8350 0.167 239 — 602 28.3×106 重柴油 81504.2 0.8560 0.172 312 — 804 65.5×106 重油 444758.3 0.9200 0.175 357 — 937 416.7×106 水蒸汽 12586 — 0.166 229 2854 — 35.9×106 内回流 L ～0.832 0.166 229 812 — 812L 第二中段回流 — — — — — — 34.5×106 合计 643902.6+L — — — — — 629.4×106+812L 依  Q入=Q出   , 682.91×106 +561L=629.4×106 +812L 得 L18=213187kg/h=213187/204=1045(Kmol/h) V19=1045+200.94+281.4+78.3+126.8+494.2=2227（Kmol/h） （9）第14层板以下的汽、液相负荷（见表3.29及附图8） 表3.29  第14层板以下塔段的热平衡 物    料 流率 kg/h 密度 g/cm3 操作条件 焓/（KJ/kg） 热量 KJ/h 压力 温度 汽相 液相 入 方 进料 631312.5 0.8554 0.175 365 — — 641.21×106 汽提蒸汽 12586 — 0.3 420 3316 — 41.7×106 内回流 L ～0.824 0.164 ～186 — 452 452L 合    计 643898.5+L — — — — — 682.91×106+452L 出 方 汽油 18687.5 0.7240 0.164 190 770 — 14.4×106 煤油 39395.8 0.8120 0.164 190 737 — 29.0×106 轻柴油 46970.8 0.8350 0.167 239 — 602 28.3×106 重柴油 81504.2 0.8560 0.172 312 — 804 65.5×106 重油 444758.3 0.9200 0.175 357 — 937 416.7×106 水蒸汽 12586 — 0.164 190 2790 — 35.1×106 内回流 L ～0.824 0.164 190 737 — 737L 第二中段回流 — — — — — — 34.5×106 合计 643902.6+L — — — — — 623.5×106+737L 依  Q入=Q出   , 682.91×106 +452L=623.5×106 +737L 得,L13=208456kg/h=208456/172=1212(Kmol/h) V14=1212+200.94+281.4+78.3+126.8+494.2=2394（Kmol/h） （10）第11层板以下的汽、液相负荷（见表3.30及附图9） 表3.30  第11层板以下塔段的热平衡 物    料 流率 kg/h 密度 g/cm3 操作条件 焓/（KJ/kg） 热量 KJ/h 压力 温度 汽相 液相 入 方 进料 631312.5 0.8554 0.175 365 — — 641.21×106 汽提蒸汽 12586 — 0.3 420 3316 — 41.7×106 内回流 L ～0.815 0.163 ～154 — 377 377L 合    计 643898.5+L — — — — — 682.91×106+377L 出 方 汽油 18687.5 0.7240 0.163 160 708 — 13.2×106 煤油 39395.8 0.8120 0.163 160 687 — 27.1×106 轻柴油 46970.8 0.8350 0.167 239 — 602 28.3×106 重柴油 81504.2 0.8560 0.172 312 — 804 65.5×106 重油 444758.3 0.9200 0.175 357 — 937 416.7×106 水蒸汽 12586 — 0.163 160 2714 — 34.2×106 内回流 L ～0.815 0.163 160 682 — 682L 第一中段回流 — — — — — — 23.0×106 第二中段回流 — — — — — — 34.5×106 合计 643902.6+L — — — — — 642.5×106+682L 依  Q入=Q出   , 682.91×106 +377L=642.5×106 +682L 得,L10=132492kg/h=132492/148=895(Kmol/h) V19=895+200.94+281.4+78.3+126.8+494.2=2077（Kmol/h） （11）第9层板以下的汽、液相负荷（见表3.31及附图11） 表3.31  第9层板以下塔段的热平衡 物    料 流率 kg/h 密度 g/cm3 操作条件 焓/（KJ/kg） 热量 KJ/h 压力 温度 汽相 液相 入方 进料 631312.5 0.8554 0.175 365 — — 641.21×106 汽提蒸汽 13768 — 0.3 420 3316 — 45.7×106 内回流 L ～0.811 0.161 ～139 — 310 310L 合    计 645080.5+L — — — — — 686.91×106+310L 出方 汽油 18687.5 0.7240 0.161 145 674 — 12.6×106 煤油 39395.8 0.8120 0.162 150 — 364 14.3×106 轻柴油 46970.8 0.8350 0.167 239 — 602 28.3×106 重柴油 81504.2 0.8560 0.172 312 — 804 65.5×106 重油 444758.3 0.9200 0.175 357 — 937 416.7×106 水蒸汽 13768 — 0.161 145 2673 — 36.8×106 内回流 L ～0.811 0.161 145 645 — 645L 第一中段回流 — — — — — — 23.0×106 第二中段回流 — — — — — — 34.5×106 合计 645084.6+L — — — — — 631.7×106+645L 依  Q入=Q出   , 686.91×106 +310L=631.7×106 +645L 得,L8=164806kg/h=164806/135=1221(Kmol/h) V9=1221+200.94+65.7+78.3+126.8+494.2=2187（Kmol/h） （12）第1层板以下的汽、液相负荷（见表3.32及附图12） 表3.32 第1层板以下塔段的热平衡 物    料 流率 kg/h 密度 g/cm3 操作条件 焓/（KJ/kg） 热量 KJ/h 压力 温度 汽相 液相 入方 进料 631312.5 0.8554 0.175 365 — — 641.21×106 汽提蒸汽 13768 — 0.3 420 3316 — 45.7×106 内回流 L ～0.733 0.158 ～93 — 247 247L 合    计 645080.5+L — — — — — 686.91×106+247L 出方 汽油 18687.5 0.7240 0.158 98 595 — 11.1×106 煤油 39395.8 0.8120 0.162 150 — 364 14.3×106 轻柴油 46970.8 0.8350 0.167 239 — 602 28.3×106 重柴油 81504.2 0.8560 0.172 312 — 804 65.5×106 重油 444758.3 0.9200 0.175 357 — 937 416.7×106 水蒸汽 13768 — 0.158 98 2648 — 36.5×106 内回流 L ～0.733 0.158 98 673 — 573L 第一中段回流 — — — — — — 23.0×106 第二中段回流 — — — — — — 34.5×106 合计 645084.6+L — — — — — 629.9×106+573L 依  Q入=Q出   , 686.91×106 +247L=629.9×106 +573L 得,L0=174877kg/h=174877/93=1880(Kmol/h) V1=1880+200.94+65.7+78.3+126.8+494.2=2846（Kmol/h） 3.13.2 绘制汽、液相负荷分布图 将以上计算所得汽液相负荷列于表0.33，并将气相摩尔流率转化为体积流率，将液体质量流率转化为体积流率。 气相：近似认为是理想气体，所以有PV=nRT， 所以：V=nRT/P=[Kmol/h]×8.314[Pa•m3/mol•K] ×(t+273)[K] ×10-3/MPa= m3/h 液相：由m=ρv 则:V=m/ρ=(kg/h)/(g/ cm3)×10-3= m3/h 表3.33    全塔气、液相负荷总汇 序号 分子量 密度 气相温度/℃ 气相压力/MPa 气相 液相 Kmol/h m3/h Kg/h m3/h 1 93 0.7330 93 0.158 2846 54811 174877 239 9 135 0.8110 139 0.161 2187 46530 164806 203 10 138 0.8290 145 0.162 2181 46787 176830 213 11 148 0.8150 154 0.1635 2077 45236 132492 163 14 172 0.8240 186 0.164 2394 55706 208456 253 19 204 0.8320 225 0.166 2227 55471 213187 256 20 211 0.8360 230 0.167 2024 50684 194356 232 21 220 0.8366 237 0.168 2024 51083 153825 184 24 244 0.8384 242 0.170 2524 63571 292634 349 29 278 0.8400 304 0.1726 2181 60829 238097 283 30 282 0.8410 305 0.172 1956 54649 213621 254 36 286 0.8840 335 0.174 1870 54326 110293 125 绘制气、液相负荷分布图，如图4 参考文献 3 张其耀. 原油脱盐与蒸馏防腐［M］. 北京：中国石化出版社，1992 4 陈匡民，火时钟．化工机械密封腐蚀与防护［M］．北京：化学 工业出版社，1990. 5 邹滢,欧阳福生,翁惠新.石油加工过程中的阻垢剂[J].华东理工大学石油加工研究 所,炼油设计, 2000,30(12):47～50 致  谢