毕业设计 - 年处理为300万吨原油常压塔设计

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毕业设计（论文）任务书

设计题目： 300万吨/年大庆原油常压塔设计 函授站： 专业： 班 级： 学生姓名： 指导教师： 1．设计的主要任务及内容

（1）根据原料油性质及产品方案确定产品收率，作出物料平衡； （2）决定气提方式，并确定气提蒸汽用量； （3）选择塔板型式，并确定各塔段的塔板数； （4）画出精馏塔的草图；

（5）确定塔内各部位的压力及加热炉出口压力；

（6）作全塔热平衡，算出全塔回流热，决定回流方式及中段回流数量和位置，

合理分配回流热； （7）核算各侧线及塔顶温度；

（8）作出全塔气、液相负荷分布图，并将上述工艺计算结果填在草图上； （9）塔板水利学核算； （10）加热炉的工艺计算

（11）绘制塔的设备图和常减压蒸馏工艺流程图。 2．主要参考文献

［1］葛维寰等.化工过程设计与经济.上海：上海科学技术出版社，1989 ［2］Mccabe W L,Smith J C,Unit Operations of Chemical Engineering, 6thed.New York: McGraw Hill Inc, 2003

［3］徐培泽.常减压蒸馏装置能耗现状与改进措施.金陵科技,2003,10(2):9～15 ［4］张尤贵等.强化蒸馏技术应用.常减压蒸馏,2000,24,(5):6～8

［5］Distillation breakthrough reduces tower height.Hydrocarbon Processing, 2002, 81(10):29

［6］张尤贵等.强化蒸馏技术应用.常减压蒸馏,2000,24,(5):6～8

［7］朱有庭，曲文海，于浦文.化工设备设计手册.下卷.北京：化学工业出版社，2005 ［8］陈声宗.化工设计.北京：化学工业出版社，2006

II

［9］侯芙生等.炼油工程师手册.北京：石油化工出版社,1995

［10］J.H.Gary, G.E.Handwerk.Petroleum Refining-Technology and Economics,3rded.Marcel Dekker Inc,1994

［11］倪进方.化工设计.上海：华东理工大学出版社，1994 ［12］路秀林，王者相等.塔设备.北京：化学工业出版社，2004

［13］谭天恩，窦梅，周明华等.化工原理.下册.北京：化学工业出版社，2006 ［14］陈新志，工热力学.北京：化学工业出版社，2005 ［15］戴咏川主编.石油化学.辽宁：辽宁石油化工大学，2003 ［16］陈钟秀主编.化工热力学.第二版.北京：化学工业出版社，2004

［17］天津大学化工原理教研室编.化工原理.下册.天津：天津科学技术出版社，1989 ［18］石油化工科学研究院研究发展部编.炼油工艺计算图表集.下册.北京：石油化工科学研究院，1982

［19］林世雄主编.石油炼制工程.第三版.北京：石油工业出版社，2005

［20］石油化学工业部石油化工规划设计院 组织编写.管式加热炉工艺计算.北京：石油化学工业出版社，1976

［21］抚顺石油学院 穆文俊主编.管式加热炉.华中理工大学出版社，1990 3．进度安排 设计（论文）各阶段名称 起 止 日 期 1 查阅中英文资料、完成文献综述、查阅外文并翻译 2 常压塔、加热炉工艺计算、塔板水力学计算、图纸绘制 3 撰写毕业设计说明书、准备答辩

III

摘 要

本次设计主要是设计原油处理量能力为300万吨/年的常压塔，其次为塔板的设计和常压加热炉的设计部分设计。

常压塔的设计主要是依据所给的原油实沸点蒸馏数据及产品的恩氏蒸馏数据，计算产品各物性，确定切割方案，计算产品收率。参考同类装置确定塔板数、进料及侧线抽出位置，再假设各主要部位确定操作温度及操作压力，进行全塔热平衡计算。采用塔顶二级冷凝冷却和两个中段回流，塔顶取热:第一中段回流取热:第二中段取热为5:3:2，最后校核各主要部位温度都在允许误差范围内。

塔板形式选用F1型33克重阀浮阀板，依常压塔内最大汽、液相负荷处算得塔板外径为4m，板间距为0.6m，最后计算得塔高为27m。这部分最重要的是核算塔板流体力学性能及操作性能，使塔板在适宜的操作范围内操作。

常压塔加热炉采用空心圆筒炉，选6号减渣油为燃料，依据经验公式对加热炉的辐射段和对流段各设计参数进行设计计算。

本次设计结果表明，参数的校核结果与假设值之间误差在允许范围内，其余均在经验值范围内，本次设计就此完成。

关键词：常压塔;浮阀塔板;空心圆筒炉

IV

Abstract

A atmospheric distillation column, which is able to treatment catacity crud oil 3Mt a year, is designed mainly, and a type of tray and a atmospheric heating furnage are secondary.

The design of the atmospheric distillation column is based on the datum of true point distillation of the crude oil and of Engler distillation of the products. The calculation of products’ physical property parameters and the cut conceptual and product’s yields are also based on the datum. The tray number, the feed tray and the side stream with drawing work is to assume the operating temperature and pressure of all the important points of the column and to make the energy balance calculation for the whole column. A two-grate condenser is be used on the overhead of the column, and two mid-pump around on the body. The rate of the energy taken by the condensers from top to bottom is 5:3:2. Finaly, the temperature assumed should be checked up. It is very important.

A type of F1 valve tray, which a valve weighs 33g, is chosen. Its outside diameter determined by the vapour load of the column is 4m. The tray spacing is 0.6m,so the height of the column body is 27m.In this section, the most important work is to calculate the hydromechanics performance and the operating flexibility of tray. The tray should be operated in a proper area.

A hollow cylindrical pipe furnace is chosen. The VI vacuum residuum are used as the fuel, and in this section, the parameters of the radiant section and convection section is calculated with the empirical formulas.

The result shows that the errors between assumed values and the results are in the range permitted or the result are in the range of empirical values. So the design is completed

Key word: atmospheric distillation column; valve tray; hollow cylindrical pipe furnace.

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目 录

1 文献综述 ................................................ 1 1.1绪论 ................................................. 1 1.2 常减压装置的腐蚀 ..................................... 1 1.2.1 常减压装置的腐蚀机理 ............................. 1 1.2.2 腐蚀的危害 ....................................... 3 1.2.3 腐蚀对应措施 ..................................... 3 1.3 我国常减压蒸馏装置存在问题 ........................... 4 1.3.1 综合能耗高 ....................................... 4 1.3.2 分馏精度和减压拔出深度低 ......................... 6 1.4 常减压装置应对的举措 ................................. 7 1.4.1 节能降耗 ......................................... 7 1.4.2 装置大型化，提高加工负荷率 ....................... 9 1.4.3 提高分馏精度和减压拔出深度 ....................... 9 1.4.4 优化电脱盐运行工况 .............................. 10 1.4.5 推广使用阻垢技术 ................................ 10 1.5 结语................................................ 11 2 设计说明书 ............................................. 11 2.1 原油性质及产品性质 .................................. 12 2.2 常压塔设计的参数确定 ................................ 12 2.2.1 操作压力的确定 .................................. 12 2.2.2 操作温度的确定 .................................. 12 2.2.3 设计中的一些经验数据. ........................... 13 2.3 塔板设计中的一些经验数据 ............................ 14 2.4 常压炉设计中的一些经验数据 .......................... 15 3 常压塔设计计算 ......................................... 16 3.1 基础数据 ............................................ 16 3.2 工艺设计计算过程 .................................... 17

1

3.2.1 原油的实沸点蒸馏曲线 ............................ 17 3.2.2 原油的常压平衡汽化曲线 .......................... 18 3.2.3 油品的性质参数 .................................. 19 3.2.4 产品收率和物料平衡 .............................. 24 3.2.5 汽提蒸汽用量 .................................... 25 3.2.6 塔板形式和塔板数 ................................ 26 3.2.7 精馏塔计算草图 .................................. 26 3.2.8 操作压力 ........................................ 27 3.2.9 汽化段及塔底温度 ................................ 28 3.2.10 塔顶及侧线温度的假设与回流热分配 ............... 30 3.2.11 常三线抽出板（第30层）温度校核 ................ 32 3.2.12 常二线抽出板（第21层）温度校核 ................ 35 3.2.13 常一线抽出板（第21层）温度校核 ................ 37 3.2.14 塔顶温度的校核 ................................. 41 3.3 塔板汽液相负荷蘅算 .................................. 41 3.3.1关键塔板汽液相负荷蘅算 ........................... 41 3.3.2 常压塔汽液相负荷汇总表 .......................... 65 4 塔板的设计 ............................................. 66 4.1 基础数据 ............................................ 66 4.2 塔板设计计算部分 .................................... 66 4.2.1 塔板间距 ........................................ 66 4.2.2 塔径初算 ........................................ 66 4.2.3 塔高的计算 ...................................... 67 4.2.4 溢流装置 ........................................ 68 4.2.5 浮阀塔板布置 .................................... 69 4.3 塔板水力学计算 ...................................... 69 4.3.1 流体力学特性 .................................... 70 4.3.2 塔板负荷性能图 .................................. 71 5 加热炉设计 ............................................. 75

2

5.1基础数据 ............................................ 75 5.2 设计计算部分 ........................................ 75 5.2.1 全炉有效热负荷 .................................. 75 5.2.2 燃料燃烧计算 .................................... 75 5.2.3 辐射段计算 ...................................... 77 5.2.4 对流段计算 ...................................... 82 6 参考文献 ............................................... 87 致 谢 ................................................... 88

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300万吨/年大庆原油常压塔设计计算

1 文献综述 1.1绪论

石油是极其复杂的混合物，要从原油中提炼出多种多样的燃料、润滑油和其他产

品，蒸馏正是一种合适的手段，而且常常也是一种最经济、最容易实现的分离手段［1］。它能够将液体混合物按其所含组分的沸点或蒸汽压的不同而分离为轻重不同的各种组分，或者是分离为近似纯的产物。

正因为这样，几乎所有的炼油厂中，第一个加工装置就是蒸馏装置，例如拔顶蒸馏、常减压蒸馏等［2］。本设计所介绍的，就是常减压蒸馏装置中的重要组成部分——常减压塔。

1.2 常减压装置的腐蚀

1.2.1 常减压装置的腐蚀机理

石油加工过程的腐蚀分为低温轻油部位和高温重油部位两种，低温轻油部位的腐蚀由MgCI2、CaCl2水解形成的HCI以及蒸馏过程中硫化物产生的硫化氢引起，常见发生部位在初馏塔、常压塔、减压塔塔顶冷凝系统，包括换热器、管线、空冷器等［3］。高温重油部位的腐蚀主要由非极性的含硫化合物在高温下分解出的H2S和活性单质硫直接腐蚀钢铁表面以及环烷酸腐蚀两种情况。H2S腐蚀产生的FeS在钢铁表面能形成一层保护膜，所以单纯的H2S腐蚀并不十分严重。

在 220℃以上，随着温度升高，环烷酸腐蚀逐渐加重。环烷酸还可与钢铁表面的FeS防护膜作用，破坏防护膜，生成环烷酸铁和硫化氢，生成的环烷酸铁可被介质带走，使金属裸露受到新的腐蚀，因而减压二、三、四线温度段内环烷酸对设备的腐蚀比硫化物腐蚀严重。

（1）HC1—H2O—H2S腐蚀

原油中未脱除的无机盐NaC1，MgCl2和CaCl2等随水带入常压塔，在一定温度下发生水解生成HCl，H2S来自原油中的硫化氢和原油中硫化物分解。

HC1和H2S随挥发油气进入常压塔顶部及冷凝冷却系统［4］。HC1、H2S处于干燥状态时对金属无腐蚀；但当塔顶冷凝冷却系统冷凝结露出现水滴时，HC1即溶于水中成盐酸。由于刚开始冷凝，水量极少盐酸浓度可达l％～2％，成为一个腐蚀性十分强烈的稀盐酸腐蚀环境。若有H2S存在可使腐蚀加速，HC1和H2S相互促进构成循环腐蚀。

1

即：

2HC1 + Fe = FeC12 + H2 ↑ FeC12 + H2S = FeS + 2HC1 Fe + H2S = FeS + H2 ↑ FeS + 2HC1 = FeC12 + H2S

HC1和H2S的沸点都非常低，在石油加工过程中伴随着油气积聚在分馏塔顶，遇到蒸汽冷凝水会形成pH值达1～1.3的强酸性腐蚀介质。对于碳钢为均匀腐蚀，对于0Crl3钢发生的腐蚀为点腐蚀，对于奥氏体不锈钢则为氯化物应力腐蚀开裂。

（2）高温硫腐蚀

高温硫腐蚀主要是活性硫和环烷酸导致的［5］。高温硫腐蚀主要是硫化氢、硫醇和单质硫腐蚀，这些物质在大350～400℃ 直接与金属发生化学反应：

H2S + Fe = FeS + H2 ↑

RCH2CH2SH + Fe = FeS + RCH=CH2 + H2 ↑

硫醚和二硫化物等在240℃左右发生分解，成为硫醇、硫和硫化氢等。如二硫醚高温分解生成元素硫和硫化氢：

RCH2CH2S—SCH2CH2 = RCH2CH2SH + RCH=CH2 + S

RCH2CH2S—SCH2CH2R = RCH=CH—S—CH=CHR + H2S + H2 ↑ （3）环烷酸腐蚀

环烷酸是指含有11～3O个碳原子的羧酸，分子中含有一个或多个聚合脂环，羧基可以在脂环上或在侧链上。环烷酸随着原油产地不同变化较大，低凝环烷基原油含有的环烷酸较多，环烷酸主要集中在柴油和润滑油馏分油中。一般减压侧线馏分油酸值相当于原油酸值的1.5～2.0倍，柴油酸值低于原油酸值。馏分油中的环烷酸可直接与铁产生腐蚀，在钢铁表面生成油溶性的环烷酸铁。其式如下 ：

2RCOOH + Fe = Fe(RCOO)2 + H2 ↑ FeS + 2RCOOH = Fe(RCOO)2 + H2S ↑

当环烷酸与腐蚀产物反应时，不但破坏了具有一定保护作用的硫化亚铁膜，同时游离出来的硫化氧又可进一步腐蚀金属。

环烷酸与铁发生反应生成油溶性的环烷酸铁，物理吸附于金属表面，但不易形成保护膜，随油品流动使金属活性表面暴露，特别是流速增大时，油品中的杂质冲刷金属表面，从而出现了沟槽状的腐蚀。

2

（4）露点腐蚀

燃料重油中通常含有2％～3％的硫及含硫化合物，它们在燃烧中大部分生成SO2

和SO3。干燥的SO3对设备几乎不发生腐蚀，但当它与烟气中的蒸汽结合形成硫酸蒸气时，却大大提高了烟气的露点，在装置的露点部位发生凝结，严重腐蚀设备。

研究表明，高温烟气硫酸露点腐蚀与普通硫酸腐蚀有本质的区别。普通硫酸腐蚀为硫酸与金属表面的铁反应生成FeSO4。高温烟气硫酸露点腐蚀首先也生成FeSO4，但FeSO4在烟灰沉积物的催化作用下与烟气中SO2和SO3进一步反应生成Fe(SO3)、Fe（2SO4）

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，对SO2向SO3的转化过程有催化作用［6］。当pH值低于3时，Fe2（SO4）3本身也将对

金属腐蚀生成FeSO4，Fe2（SO4）3、FeSO4的腐蚀循环，大大加快了腐蚀的进程，据报道，用普通碳钢制成的设备，国内腐蚀穿孔的最短时间为12天。 1.2.2 腐蚀的危害

对于高酸原油而言，环烷酸腐蚀在常减压腐蚀中最广泛，也是最严重的腐蚀因素

［7］

。在石油炼制过程中，环烷酸的腐蚀性极强，酸值在0.5以上就会产生强烈腐蚀，

崭新的碳钢管道一周就漏，一线操作人员形容环烷酸遇到钢铁就像吃豆腐一样，而目前有的油田原油中酸值已达6～10。

在原油加工中，有时酸、硫、盐3种腐蚀都存在，但并不是腐蚀性物质越多，腐蚀就越严重。如原油中含酸和硫，就比单含酸腐蚀程度小，这是因为硫与金属表面反应生成硫化铁，相当于形成一层保护膜，可以阻止环烷酸的进一步腐蚀。而硫与氯盐的混合则使腐蚀更为严重，这是因为硫化氢与盐酸交互作用 ，使腐蚀速度呈指数倍增加。原油加工中腐蚀的多样性从中也可见一斑。 1.2.3 腐蚀对应措施

（1）研究原料及产品的腐蚀性能，提高认识

通过与多家防腐研究中心合作进行防腐专题研究，了解和掌握原油在炼制加工过程的腐蚀原因和特性，不断吸收和应用新的防腐研究成果，使常减压装置的防腐工作从设计之初就贯彻到了各专业的设计中，将防腐工作作为常减压装置设计、采办、施工的重点工作之一，提高认识，为装置的安全运行和长周期生产打下了良好的基础。

（2）针对原油特点，作好设备选材

常压塔顶的低温油气部位及冷凝冷却系统中处于HCI—H2O—H2S腐蚀环境下。原油脱盐前 NaCl含量高达228 mg/L，根据防腐要求脱盐后NaCI含量应降到3mg/L，虽然常减压采用了先进的三级电脱盐系统，但由于国内尚无此类油品的实际脱盐经验，

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脱盐效果不够理想，常压塔顶的HCI—H2O—H2S腐蚀环境势必更加恶化。在此环境下，碳钢会产生严重的均匀腐蚀，OCrl3表现为点腐蚀，奥氏体不锈钢则应力腐蚀破裂。为此常减压的常顶换热器选用钛管换热器，以提高其耐低温腐蚀的能力。

根据各个部位的介质温度、酸值不同，常减压装置应充分考虑各种腐蚀因素的影响，在合理地提高设备、管线材质的基础上，还保留了足够的腐蚀余量，确保装置的经济性和长周期运行的安全性。

（3）做好工艺防腐

原油的脱盐、脱水是控制高酸原油腐蚀的关键一步，充分脱除水解后产生HC1的盐类是防腐蚀的治本办法［8］。通过有效的脱盐，实现原油脱后含盐3mg/L以下，即可对低温部位腐蚀进行有效的控制。此外，脱除钠阳离子，可防止后续加工装置催化剂中毒；脱除水分，可保证操作正常并节约能耗。

为使常减压塔顶冷凝冷却系统的腐蚀得以控制和降低，采取了在常减压塔顶设备注缓蚀剂、中和剂和水的工艺防腐系统，可有效控制常顶冷凝冷却系统的腐蚀和冷凝水中的pH值，稀释腐蚀介质的浓度；尽可能避免出现强酸环境的露点腐蚀以及水相结垢；控制露点的产生部位等。

由于烟气在露点以上基本不存在硫酸露点腐蚀的问题，因此，在准确测定烟气露点的基础上可以通过提高排烟温度达到防腐蚀的目的［9］。通过合理设计常减压装置的加热炉空气预热器的取热负荷，控制预热器烟气出口温度，从而有效地控制了露点腐蚀问题。

国内外报导的脱酸方法有电场溶剂萃取法、碱洗萃取法、络合法等。碱洗萃取法是使用碱性无机物或碱性有机物，使碱性物质和环烷酸发生中和或酸胺化反应，将环烷酸转化为环烷酸盐或酞胺类化合物，进而将反应所得化合物从原油中分离出来，这是一种被认为可以选择的方案。

1.3 我国常减压蒸馏装置存在问题

1.3.1 综合能耗高

综合能耗是常减压蒸馏装置的重要技术经济指标。根据索罗门公司的绩效评估认为我国炼厂在能耗方面的主要问题：加热炉效率低、装置规模偏小、装置负荷率低、大型传动设备低负荷运转、低效率的机泵马达、用于在线检测能源损耗的操作控制流程及系统十分有限等［10］。以中国石化为例，2002年中国石化平均炼油综合能耗为78

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千克标油/吨，而中东地区炼厂平均达到50.91千克标油/吨，亚太炼厂平均为61.3千克标油/吨，日本平均为64.2千克标油/吨。就常减压装置而言，我国多数炼油装置的能耗比国外先进水平高。

（1）装置规模小

近些年各国炼油厂平均规模明显增长，世界炼油厂平均规模已由1995年的523.73万吨/年提高到2002年底的567.02万吨/年，提高8.27%。其中，提高幅度最大的韩国由974.92万吨/年至2133.50万吨/年，提高了118.84%；美国由442.73万吨/年提高至624.94万吨/年，提高41.16%；印度由452.67万吨/年提高至627.82万吨/年，提高了38.69%等。而我国2002年各类炼油企业约135家，平均规模约为210万吨/年。中国石化炼油企业平均规模为432万吨/年，500万吨/年以下的炼油厂有20座，占62.5%；；小于100万吨/年的炼油厂有6座，占19%。中国石油炼油企业平均规模为352万吨/年，500万吨/年以下的炼油厂有20座，占59%；小于250万吨/年的炼油厂有11座，占32%；小于100万吨/年的炼油厂有5座，占15%。相比之下，企业平均规模远低于世界平均水平，与韩国、印度等相比差距更大。

世界上这种建立超大型炼油厂的趋势仍在不断继续，例如，1995年以前能力超过2000万吨/年的炼油厂有11座，1998年达到15座，目前已达到17座。随着炼油厂的大型化，装置规模也越来越大，以显示规模经济的效益。

（2）加工负荷率偏低

2002年，我国炼油装置加工负荷率为76.7%，而同期中东地区炼厂一次加工装置的开工负荷率达到91%，亚太炼厂平均为81.3%，其中大型炼厂一般平均为87.3%，先进炼厂平均开工负荷率为87.66%。相比之下，我国炼油装置的开工负荷率仍偏低，特别是大型炼厂的加工负荷率不高。这表明国内的资源配置还不够合理。

（3）加热炉燃料消耗大 A．原油换热终温低

我国好多炼厂都存在原油换热终温低的现象。中国石化股份公司常减压装置的换热终温平均284℃，310℃以上的仅有1套，300～310℃的有8套，最低的仅245℃，290℃以上的装置仅占35%。换热终温低的主要原因是：换热网络未使用窄点技术进行全面优化；实际加工的原油与设计原油的性质相差较大，换热网络在设计时虽然经过优化，但对实际加工油种不适应；开工后期，高温换热器，特别是渣油换热器结垢严重，影响传热效率；分馏塔的取热分配不合理；换热器本身效率低。

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B．加热炉效率低

从2001年中国石化炼油事业部对常减压装置54台加热炉的调研结果看，设计平均热效率88.1%，实际平均热效率85.2%，相差3%，炉效率最高89.4%，最低仅69.2%。造成热效率偏低的主要原因如下：1)烟气氧含量高。对54台加热炉的调研结果：氧含量平均为7.2%，有68.5%的加热炉氧含量在5%以上，氧含量最高值竟然达到14.8%。导致氧含量偏高的原因很多，除了氧化锆失效无法监测氧含量外，反映出装置设备陈旧之外，管理也是一个不容忽视的因素。2)积灰和腐蚀严重使排烟温度升高。有些装置的加热炉无烟气余热回收设施，排烟温度在280℃以上，最高的排烟温度421℃，平均排烟温度210℃，加热炉积灰、结垢、腐蚀是造成排烟温度高的原因。3)吹灰效果差。旋转式蒸汽吹灰器故障率高，在线维修困难，一般投用半年后就不能转动，只能按固定吹灰器使用，有效吹灰区域变小，吹灰效果变差。

（4）电、蒸汽和水消耗高

电耗占常减压装置的5%左右，电耗高的主要因素是泵的效率和电机效率低，装置负荷率和原油品种变化后调整不及时等。常减压装置机泵数量多、流量大、扬程较高，耗电量大。

常减压装置的水消耗占能耗的10%左右，包括循环水、新鲜水、软化水和除盐水，循环水占水消耗的85%以上。循环水消耗高的原因：一是原油性质和加工量变化后，冷却器调整不及时；二是开工后期冷却器结垢，冷却效果变差。蒸汽的消耗很小，一般5%以下。

1.3.2 分馏精度和减压拔出深度低

（1） 分馏精度

常压塔的分馏精度目前尚未引起足够的重视。对常压塔的侧线分离，重点要重视常顶与常一、常二与常三、常压拔出率三个分馏精度。

A．提高常顶与常一线有较高的分馏精度。因为重整进料有过多重组分，会造成重整催化剂积炭增加，活性下降，对半再生固定床重整，其运行周期缩短。

B．常二线可直接作为成品柴油调合组分或柴油加氢原料。当常三线作为加氢裂化、催化裂化二次加工装置原料时，较高的常二线与常三线分馏精度，无论是从增产柴油，还是降低加工费用都是有利的。目前多数装置常二与常三恩氏蒸馏馏程重叠在15℃以上，实沸点重叠则超过25℃。

C．提高常压拔出率对提高减压塔真空度和减压拔出深度有利。常底重油350℃馏

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出是衡量常压拔出率的重要指标。从2001年中国石化45套常减压蒸馏装置统计数据看，平均为6.4%，最高为14%，最低为3%，最高与最低相差近5倍。

（2）减压拔出深度

常减压蒸馏减压拔出深度偏低，这是常减压蒸馏与国外的主要差距之一［11］。国内炼油厂二次加工以催化裂化为主，减压深拔可以增加催化裂化原料。国外加工较轻的原油，如布伦特油或高硫阿拉伯轻质原油，切割点可以达到607.2～635℃；加工重质原油或沥青质含量高的原油，切割点可以达到565.5～593.3℃。2001年中国石化运行的47套常减压蒸馏，减压恩氏蒸馏切割点平均水平为545℃，最高是加工胜利原油的齐鲁1#常减压蒸馏为564℃。减压渣油500℃馏出平均为7.5%，数据说明减渣带有较多侧线组分，所以在减压拔出深度上与国外尚有较大差距。

（3）脱盐运行工况不理想

2002年，中国石化企业原油电脱盐运行情况表明有44%的电脱盐脱后含盐高于3mg/L；有17%的电脱盐脱后含盐高于5mg/L。

1.4 常减压装置应对的举措

1.4.1 节能降耗

近年来，中国石油常减压装置先后实施了几十项节能改进措施，如优化换热网络、优化中段回流取热、降低过汽化率、增加顶循环汇流取热、常压塔汽提段改造、干式减压技术、减压炉管扩径及转油线改造，抽真空系统改进、加热炉烟气余热回收等［12］。调整炼厂布局和装置结构，淘汰一部分落后、无效的炼油装置或能力，提高炼厂竞争力。

1.4.1.1 降低燃料消耗

常减压装置燃料消耗占总能耗的70%～85%，降低燃料油的消耗，也就意味着大大降低了常减压装置的能耗。燃料油消耗的主要因素：换热终温低、分馏塔未进行优化设计与操作、加热炉效率低。因此降低燃料消耗应从提高加热炉效率、提高原油换热终温着手。

（1）提高加热炉效率

提高加热炉效率，可有效降低炉用燃料消耗。针对目前加热炉运行存在的主要问题，可采取以下措施：

A．改善加热炉设备状况，提高运行设备完好率。在停工检修和日常维修中，要

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重视对加热炉及辅助设备的检修和维护。

B．提高加热炉运行操作水平。根据有关制度标准，制订比较先进的运行控制指标，诸如排烟温度、烟气含量，以及切实可行的运行操作方法，通过DCS控制提高加热炉运行操作水平。

（2）提高换热终温

先进的工艺设计和高效的换热设备，辅以优化的操作控制，可有效提高原油换热终温，降低常压炉燃料消耗。

A．利用窄点技术优化换热网络

利用窄点技术对常减压装置的换热流程进行调整、优化，避免冷热公用工程的双份损失，充分回收高温位热源的能量，加强低温位热源的利用，降低冷热公用工程消耗。

B．采用高效换热器，提高换热效率

在换热网络不作大调整的情况下，强化传热技术是一很好途径。采用高效换热器，是投入少、见效快的提高原油换热终温措施。

C．优化常压塔和减压塔的操作，优化回流取热

在保证各侧线馏分质量的前提下，尽可能增加高温位的中段回流取热比例，既可以减少低温位的冷却排放能，又可有效提高原油换热终温。通过增加常压塔塔盘数，取消冷回流，用顶循环回流代替冷回流，顶循回流温位较高，有利于热回收，减轻了冷凝冷却的负荷。塔顶回流还可以采用热回流，减少过冷量，将塔顶油气用来与原油进行取热，对冷热公用工程都有利。

1.4.1.2 降低装置电耗

常减压蒸馏装置的耗电设备主要是机泵耗电，提高泵和电机的效率，使机泵在高效运行区运行是降低电耗的关键。

（1）提高负荷率

提高负荷率一是在装置设计阶段，根据炼厂规模定位，合理确定装置负荷，匹配相应负荷等级机泵。二是优化资源配置和加工方案。

（2）推广使用变频调速技术

离心泵变频调速技术是通过改变电机转速，来改变泵的转速和扬程来实现流量调节的，从而达到节电效果［13］。设计合理的变频调速系统，不仅可以有效节电，还有利于设备的维护保养；有利于提高自动控制水平；有利于降低噪声、保护环境。

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1.4.1.3 降低蒸汽单耗

常减压蒸馏的蒸汽消耗主要在减压抽真空、炉塔吹气和汽提、加热炉燃料雾化三个方面。降低蒸汽消耗的一个重要环节，就是要合理匹配使用蒸汽等级。减压抽真空用汽，要根据设计要求匹配合适温度、压力等级的蒸汽。 1.4.2 装置大型化，提高加工负荷率

中国石油要想赶超世界先进水平，在装置大型化上一定要紧跟世界潮流，提高经济效益。这是因为装置规模越大，物耗越低，操作费用也越低。在扩大生产规模的同时，提高加工负荷率也是必不可少的 1.4.3 提高分馏精度和减压拔出深度

提高分馏精度从提高常压塔理论塔板数、保持合理的常压塔过汽化率、提高汽提段和侧线汽提塔的汽提效果以及应用先进控制技术。

（1）提高常减压塔理论塔板数。对新建或改扩建的常压塔，通过增加塔盘数，提高理论塔板数，来提高常压塔的分馏精度是经济有效的手段。对运行的装置，通过更换高效塔盘，也可以提高理论塔板数，改善常压塔的分馏精度。

（2）保持合理的常压塔过汽化率。在炉出口温度和能耗允许的情况下，可根据最低侧线和常底重油的重叠情况，适当提高过汽化率。

（3）提高汽提段和侧线汽提塔的汽提效果。常压塔汽提段汽提效果直接影响到常底重油的350℃前馏分含量；侧线产品汽提塔的汽提效果，则直接影响到该侧线产品的轻组分携带量，要及时根据原油品种和产品方案变化，调整优化汽提蒸汽用量，提高汽提效果。

（4）应用先进控制技术。应用以多变量预估控制技术为主要内容的APC技术，可有效提高操作水平。

提高减压拔出深度从提高减压塔顶真空度、降低汽化段压力、提高汽化段温度、采用强化蒸馏技术、应用减压塔分段抽真空技术以及排除封油和冲洗油的影响方向进行。

减压拔出深度提高，常减压蒸馏能耗也增加，所以应根据减压渣油的加工流向，合理确定减压拔出深度［14］。减压渣油和最低侧线产品全部进催化裂化加工，深拔在经济上不合理；减压生产润滑油料时，深拔受侧线产品质量限制；减压渣油生产沥青，特别是高等级道路沥青时，拔出深度要考虑沥青质量的要求；当减压渣油进入燃料型沥青装置、延迟焦化装置、渣油加氢处理装置加工或直接调炉用燃料油时，提高减压

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拔出深度无论在加工方案优化上，还是在经济上，都有重大影响。 1.4.4 优化电脱盐运行工况

目前国内电脱盐主体技术水平与国外差距并不很大，造成电脱盐运行工况不理想的主要原因是在操作和管理上有差距，所以要着力从以下三个方面优化操作条件，提高运行水平。

（1）优选破乳剂、优化注入量。目前生产破乳剂的厂家多，品种也多，可分为水溶性和油溶性两大类，但到目前尚无能适应各种原油品种的“广谱性破乳剂”，所以要根据加工原油品质的变化，优选破乳剂。因此破乳剂的注入点和注入量需要结合装置允许特点进行优化。

（2）优化洗涤水注入量和注入点。洗涤水注入点需要优化。国内注水量一般控制在5%～8%。

（3）优化工艺条件，加强运行管理。脱盐温度和混合器压降是电脱盐的两个重要工艺条件。因此要严格控制好这两项指标。 1.4.5 推广使用阻垢技术

常减压蒸馏的运行周期不断延长，引起原油换热器结垢增加、传热效率下降，解决办法之一，就是在开工初期换热器结垢形成之前加注阻垢剂。

1.5 我国蒸馏技术的主要发展方向

（1）装置联合化，流程简单化，馏分优质化。简化蒸馏装置、实现炼厂装置大联合是发展趋势。为了充分发挥装置大联合的经济优势，蒸馏装置将日趋简化。在高效率下按照总体规划要求的流程简化，在优化方案方面反而将变得更加复杂，要将过去蒸馏装置自成一体，改变炼厂一体化生产装置中的一个组成部分。

（2）保证长周期运行。常减压装置的运行周期对炼厂的成本具有重要的影响。随着炼厂规模化经营，对炼厂的影响更为显著。要求从工艺、设备、管线、操作各个方面系统考虑，形成长周期运行的条件。国外世界级炼厂蒸馏装置运行周期已达39～53个月。

（3）含硫重质原油还在大量增加，因此，加工含硫或含硫重质原油将是今后几年我国蒸馏装置的重要课题。预计含硫原油加工今后将有较大幅度增加，中国石油应尽早投入研究。一个先进炼油厂的常减压蒸馏装置应该具备加工重质、含硫原油的能力。

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（4）减少加工损失是提高常减压水平的主要方面；采用新技术综合优化将是进一步提高常减压装置水平的重要途径。主要要优化工艺流程、优化脱盐脱水技术、优选塔内件和在炼厂约束条件下综合利用装置的能量。开发进一步降低加工能耗和提高拔出率的新技术。

（5）为催化裂化、加氢裂化、重油加工和化工生产提供优质原料。

（6）蒸馏装置要在炼厂优化的总约束条件下进行全面的技术经济分析，选择最经济合理的工艺方案、技术水平、技术指标，从而为工厂获得最大的眼前和长远的经济效益。随着市场经济的发展，工艺装置技术经济指标是衡量装置水平的根本，这已成为炼油工作者的共识。

1.5 结语

发展规模经济、提高装置加工负荷率，是中国石油发展的重中之重。对于中国石油，应从贴近资源、贴近市场和与国内外公司竞争等角度出发，从满足成品油市场，特别是满足化工原料的需求出发，把企业“做大”、“做强”，扬长避短，发挥优势，争取将大连、兰州、抚顺等有条件发展的炼油厂，建成具有较强国际竞争力的大型炼油基地，实现炼油装置的大型化，加强区域优势。

2 设计说明书

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本次设计以大庆原油为进料设计常压塔、常压炉及塔板，下面对设计过程中的一些参数的确定加以说明。

2.1 原油性质及产品性质

（1）按照关键馏分特性分类方法，大庆原油是低硫石蜡基原油，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）直馏汽油的辛烷值低，仅有37。

（3）直馏航空煤油的密度较小，结晶点高，只能符合2号航空煤油的规格标准。 （4） 直馏柴油的十六烷值高、有良好的燃烧性能，但其收率受凝点的限制。 （5）煤、柴油馏分含烷烃多，是制取乙烯的良好裂解原料。

2.2 常压塔设计的参数确定

2.2.1 操作压力的确定

确定操作温度和压力条件的主要手段是热平衡和相平衡计算。

原油常压精馏塔的最低操作压力最终是受制约于塔顶产品接受罐的温度下塔顶产品的泡点压力。常压塔顶产品接受罐在1.0～2.5MPa的压力操作时，常压塔顶的压力应稍高于产品接收罐的压力。

在确定塔顶产品接收罐或回流罐的操作压力后，加上塔顶馏出物流经管线、管件和冷凝冷却设备的压降即可计算得塔顶的操作压力［15］。根据经验，通过冷凝器或换热器壳程的压力降一般约为0.2MPa，使用空冷器时的压力降可能稍低些。

塔顶操作压力确定后，塔的各部位的操作压力也随之可以计算得，塔的各部位的操作压力与油汽流经塔盘时所造成的压降有关。本次设计选用浮阀塔板，其压力降在0.4～0.65kPa。

由加热炉出口经转油线到精馏塔汽化段的压力降通常为0.034MPa，因此，由汽化段的压力可推出炉出口压力。 2.2.2 操作温度的确定

确定精馏塔的各部位的操作压力后，就可以确定各点的操作温度。气相温度是该处油汽分压下的露点温度，而液相温度则是其泡点温度。设计中按塔板上的汽、液两相处于相平衡状态计算。

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（1）汽化段温度

汽化段温度就是进料的绝热闪蒸温度［16］。已知汽化段和炉出口的操作压力，而且产品总收率或常压塔拔出率和过汽化度、汽提蒸汽量等也已确定，就可以算出汽化段油汽分压，于是可以作出进料在常压、在汽化段油汽分压下以及炉出口压力下的三条平衡汽化曲线，根据预定的汽化段中总汽化率eF，查得汽化段温度tF。 （2）塔底温度

根据经验原油蒸馏装置的初馏塔、常压塔及减压塔的塔底温度一般比汽化段温度低5～10℃。 （3）侧线温度

严格地说，侧线抽出温度应该是未经汽提的侧线产品在该处的油汽分压下的泡点温度［17］。然而往往手头所有的是经汽提后的侧线产品的平衡汽化数据，为简化起见，通常都是按经汽提后的侧线产品在该处油汽分压下的泡点温度来计算。

侧线温度的计算要用猜测法。先假设侧线温度tm，作适当的隔离体和热平衡，求出回流量，认为假设正确，否则，重新假设，直到达到至要求精度为止。 （4）塔顶温度

塔顶温度是塔顶产品在其本身油汽分压下的露点温度［18］。原油常压塔塔顶不凝气量很少，可以忽略不计，忽略不凝气量以后求得的塔顶温度较实际塔顶温度约高出3%，可将计算结果成乘以0.97作为采用的塔顶温度。 （5）侧线汽提塔塔底温度

当用水蒸气汽提时，汽提塔塔底温度比侧线抽出温度约低8～10℃. 2.2.3 设计中的一些经验数据.

（1） 汽提蒸汽用量（对常压塔） 汽提水蒸气用量参照表1

表1 汽提水蒸气用量推荐值

产品 常一线 常二线 常三线 质量分数（对油），% 2～3 2～3 2～4 13

常 底 2～4 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）常压塔塔顶操作压力在0.13～0.16MPa之间，通过冷凝器或换热器壳程压降约为0.2MPa，加热炉出口到精馏塔汽化段的压力降通常为0.034MPa.

（3）生产航煤时，原油的最高加热温度为360～365℃.

2.3 塔板设计中的一些经验数据

本次设计选用F1型重阀（33克）浮阀塔板，其经验数据为： （1） 压力降为0.4～0.65kPa

（2）板间距与塔径之间的关系如表2所示：

表2 板间距与塔径的关系表

塔径D，m 0.30.5 塔板间距HT，mm 200300 ～～0.5～0.8 0.8～1.6 1.6～2.0 2.002.4 300～350 350～450 450～500 500～600 >600 ～>2.4 （3） 板上液层高度hL，对常压塔一般取0.05～0.1m。

（4）塔板选型：凡直径在2.2m以下的浮阀塔，一般采用单溢流，直径大于2.2m的塔采用双溢流及阶梯流。

（5） 堰长lw：对单溢流一般取lw为（0.6～0.8）D，对双溢流，取为（0.5～0.6）D，其中D为塔径。

（6）液体在降液管内的停留时间比应小于5s。

（7） 直径800mm以内小塔采用整块式塔板，直径在900mm以上的大塔，通常用分块式塔板［19］。

（8） 动能因数Fo的数值在9～10之间。

（9） 开孔率Φ：对常压塔开孔率在10～14%之间。 （10） 雾沫夹带量ev<0.1kg（液）/kg（气）。

（11） 取阀孔动能因数Fo=5～6作为控制漏液量的操作下限，此时漏液量接近10%。

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2.4 常压炉设计中的一些经验数据

（1）选择炉型原则

A．热负荷小于29MW时，首先考虑采用空心圆筒炉。

B．热负荷大于29MW时，可选用炉膛中部排管的圆筒炉或立管立式炉。 C．处理易结焦、易堵塞的介质（如焦化炉、裂解炉）时，宜用卧管立式炉或无焰燃烧炉［20］。

（2） 我国油-汽联合火嘴的标准规格 有60、100、150、200、300kg/h。 （3）排烟温度t2与油品入炉温度

的关系：一般推荐 t2=

+(100～150℃)

（4） 常压原油加热炉辐射管表面热强度qR（29000～34890）[W/m2］，管内油料质量流速GF（980～1500）[Kg/（m/s），管内冷油流速w（0.61～1.52）[m/s]

（5） 估算QR,圆筒炉对流室用钉头管或翅片管QR=（0.7～0.75）Q。 （6） 管心距s1，一般推荐s1=2do。

（7） 高径比，对空心圆筒高径比为1.7～2.5之间［21］。

（8） 管长规格：2、2.5、3、3.5、4、4.5、6、8、9、10、12、14、15、16和18等15种规格。

（9） 钉头管的烟气质量流速在2～4kg/（m2*s）。 （10） 火嘴总的喷油能力比实际需要量大20%～35%。

15

3 常压塔设计计算

3.1 基础数据

（1）大庆原油密度：d420=0.8615 （2）各产品性质数据如表3：

表3 大庆原油产品性质数据

项目 相对密度（d4） 常顶 常一 常二 常三 常底 0.703 0.7782 0.8151 0.8280 0.9237 20恩氏蒸馏/℃ 0% 54 139.2 238.3 289 340 10% 75 159.2 30% 86.7 177 50% 70% 90% 118 100% 136.5 225 98.5 108.2 181 258 334 - 205.2 218.5 242.5 249.2 305 - 320 - 267.2 276.5 282.3 345 - 350 - 353 -

（3）大庆原油实沸点蒸馏数据如表4：

表4 大庆原油实沸点蒸馏数据

馏分号 1 2 沸点范围，℃ HK～112 112～156 相对密度，（d4） 0.7108 0.7461 20占原油重量/% 每馏分 2.98 3.15 总收率 2.98 6.13 占原油体积/% 每馏分 3.63 3.66 总收率 3.63 7.29 16

3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 156～195 195～225 225～257 257～289 289～313 313～335 335～355 355～374 374～394 394～415 415～425 425～456 456～475 475～500 500～525 >525 0.7699 0.7958 0．8092 0.8161 0.8173 0.8251 0.8348 0.8363 0.8396 0.8479 0.8536 0.8686 0．8732 0.8786 0.8832 0.9357 3.22 3.25 3.40 3.46 3.44 3.37 3.45 3.43 3.35 3.55 3.39 3.88 4.05 4.52 4.15 39.96 9.35 12.6 16 19.46 22.9 26.27 29.72 33.15 36.5 40.05 43.44 47.32 51.37 55.89 60.04 100 3.62 3.52 3.62 3.65 3.63 3.52 3.56 3.53 3.44 3.61 3.42 3.85 4.00 4.43 4.05 36.79 10.91 14.45 18.09 21.76 25.41 28.95 32.54 36.08 39.54 43.17 46.67 50.48 54.50 58.95 63.02 100 由公式:

馏分体积%=馏分的重量%×原油相对密度d4/馏分油相对密度d4

计算每馏分占原油体积%，结果归总于上表4。

20

20

3.2 工艺设计计算过程

3.2.1 原油的实沸点蒸馏曲线

将原油实沸点蒸馏数据与算出的总体积收率数据绘成常压下实沸点蒸馏曲线，如图1所示。

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3.2.2 原油的常压平衡汽化曲线

由原油的实沸点蒸馏曲线查得汽化体积分数及其相应的汽化温度，如下表5所示：

表5 大庆原油常压实沸点蒸馏数据

汽化（体积分数），% 温度，℃ 10 185 30 342.5 50 455 70 570 3.2.2.1 实沸点蒸馏曲线的参考线斜率及其各点温度：

按定义

实沸点蒸馏曲线参考线的斜率=（570-185）/（70-10）=6.42（℃/%）

由此计算参考线的各点温度：

30%点 = 185+6.42×（30-10）=313.4 (℃) 10%点 = 185+6.42×（50-10）=441.8 (℃) 3.2.2.2 平衡汽化参考线斜率及其各点温度：

由实沸点蒸馏曲线10%至70%斜率（6.42℃/%）查《石油炼制工程》P208图7-17上图，得平衡汽化参考线的斜率为4.6℃/%；查《石油炼制工程》P208图7-17中图，得△F =22℃。

故 平衡汽化参考线50%点=实沸点蒸馏参考线50%点-△F =441.8-22=419.8（℃）

由平衡汽化参考线50%点和斜率可计算得其他各点温度： 10%点 = 419.8-4.6×（50-10）=235.8 (℃) 30%点 = 419.8-4.6×（50-30）=327.8 (℃)

70%点 = 419.8+4.6×（70-50）=511.8 (℃)

3.2.2.3 实沸点蒸馏曲线与其参考线的各点温差△Fi%：

△F10%=185-185=0(℃) △F30%=342.5-313.4=19.1(℃) △F50%=455-441.8=13.2(℃) △F70%=570-570=0(℃) 3.2.2.4 平衡汽化曲线各点温度：

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由《石油炼制工程》P208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各点的温差△Fi%乘以对应的比值。由此得平衡汽化各点的△T： 10%点△T =0×0.4=0(℃) 30%点△T =29.1×0.33=9.6(℃) 50%点△T =31.2×0.33=4.4(℃) 70%点△T =0×0.33=0(℃)

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：

10%点=235.8+0=235.8(℃) 30%点=327.8+9.6=337.4(℃) 50%点=419.8+4.4=424.2(℃) 70%点=511.8+0=511.8(℃)

依上数据在图1中画出原油的常压平衡汽化曲线，如线2。 3.2.3 油品的性质参数

3.2.3.1 恩氏蒸馏数据换算成实沸点蒸馏数据

（1）凡恩氏蒸馏温度高出246℃者，考虑到裂化的影响，须用下式进行温度校正： lgD = 0.00852t – 1.691

常二线、常三线50%点温度校正值D分别为3.2℃、14.3℃。 故 常二线50%点温度=258+3.2=261.2℃

常三线50%点温度=334+14.3=349.3℃

（2）用《石油炼制工程》P201图7-12确定实沸点蒸馏50%点，由图查得常顶实沸点蒸馏50%点与恩氏蒸馏50%点之差为-4℃。

故 常顶实沸点蒸馏50%点=恩氏蒸馏50%点—4=98.5-4=94.5℃。同理，查得常一、常二、常三的实沸点蒸馏50%点与恩氏蒸馏50%点之差分别为-4、-0.5、2.8和9.5℃。

（3）用《石油炼制工程》P202图7-13查得常顶实沸点蒸馏曲线各段温差。常一线、常二线、常三线计算方法与常顶计算方法相同，计算结果汇总于下表6：

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表6 实沸点蒸馏数据与恩氏蒸馏数据转换表 常 顶 0%～10% 10%～30% 30%～50% 50%～70% 70%～90% 90%～100% 21 11.7 11.8 9.7 9.8 18.5 恩氏蒸馏温差℃ 常 一 20 17.8 4 24.2 13.3 6.5 常 二 4.2 6.7 8.8 9.2 9.3 5.8 常三 16 15 14 11 5 3 常顶 37 22 19 15 13 20 实沸点温差℃ 常一 35 30 8 32 17 7 常二 9 13 14 14 12 6 常三 30 18 24 13 7 3 （4）常一线 实沸点50%点=181-0.5=180.5℃ 常二线 实沸点50%点=261.2+2.8=264℃ 常二线 实沸点50%点=348.3+9.5=357.8℃

（5） 常顶 实沸点100%点=94.5+15+13+20=142.5℃ 常一线 实沸点0%点=180.5-8-30-35=107.5℃ 100%点=180.5+32+18+7=237.5℃ 常二线 实沸点0%点=264-14-13-9=228℃ 100%点=264+14+12+6=296℃ 常二线 实沸点0%点=357.8-24-18-30=285.8℃ 100%点=357.8+13+7+3=380.8℃

3.2.3.2 实沸点切割点

常顶实沸点切割点=（常顶实沸点100%点+常一线实沸点 0%点）/2 =（142.5+107.5）/2=125℃

常一线实沸点切割点=（常一实沸点100%点+常二实沸点0%点）/2

20

=（237.5+228）/2=232.8℃

常二线实沸点切割点=（常二实沸点100%点+常三实沸点0%点）/2 =（296+285.8）/2=191℃

查《石油炼制工程》P239图7-41得： toH =294℃, t100L =350℃ 常三线实沸点切割点=( toH + t100L)/2=(294+350)/2=322℃ 由3.2.3.2得出的数据列于表7：

表7 原油常压切割方案

产品 常顶 常一线 常二线 常三线 常底 实沸点切割点，℃ 125 232.8 291 322 - 实沸点 沸程，℃ ～142.5 107.5～237.5 228～296 285.8～380.8 - 密度 （ρ20）g/ cm 0.703 0.7782 0.8151 0.8280 0.9237 33.2.3.3 中平均沸点 (1) 体积平均沸点

由公式tv=(t10+t30+t50+t70+t90)/5得：

常顶 tv=(75+86.7+98.5+108.2+118)/5=97℃ 常一 tv=(159.2+177+181+205.2)/5=188℃ 常二 tv=(242.5+249.2+258+267.2+276.5)/5=259℃ 常三 tv=(305+320+334+345+350)/5=331℃ (2) 恩氏蒸馏曲线斜率

由公式 S =（t90- t10）/（90-10）得：

常顶 S =（118-75）/（90-10）=0.54℃/% 常一 S =（218.5-159.2）/（90-10）=0.741 ℃/%

21

常二 S =（276.5-242.5/（90-10）=0.425℃/% 常三 S =（350-305）/（90-10）=0.563 ℃/% (3) 中平均沸点

由公式 tme=tv-△me得：ln△me=-1.53181-0.0128 tv0.6667+3.64678s0.3333

常顶 △me=3.21；tme=97.3-3.21=94℃ 常一 △me=3.61；Tme=188.18-3.61=184 ℃ 常二 △me= 2.00；Tme=258.68-2.00=257 ℃ 常三 △me=2.38；Tme=330.8-2.38=308℃

3.2.3.4 比重指数°API、相对分子质量、特性因数

A. 用《石油化学》P48表Ⅱ-1-1，可查得d420相应的△d。 B. 用公式d15.615.6 = d420 +△d，可计算出对应的d15.615.6。

C. 用公式 比重指数°API=141.5/ d15.615.6-131.5可计算出对应的°API 。 D. 由比重指数和中平均沸点，查《石油炼制工程》P76图3-6，可查得相应的相对分子质量和特性因数。

原油产品有关性质参数列于表8：

表8 原油产品的有关性质参数表

产品 d4 20△d d15.615.6 比重指数°API 相对分子质量（M） 99 155 209 289 - - 特性因数（K） 12.19 12.0 11.97 12.37 - - 常顶 0.703 0.0051 0.7081 68.33 49.2 41.1 38.5 21.1 32.0 常一 0.7782 0.0047 0.7829 常二 0.8151 0.0045 0.8196 常三 0.8280 0.0044 0.8324 常底 0.9237 0.0037 0.9274 原油 0.8615 0.0042 0.8657 3.2.3.5 常顶恩氏蒸馏温度数据转换为平衡汽化温度数据

A. 换算50%点温度

22

恩式蒸馏10%-70%斜率=（108.2-75）/（70-10）=0.55 ℃/% 查《石油炼制工程》P205图7-15得：

平衡汽化50%-恩氏蒸馏50%点=-8℃ 故 平衡汽化50%=98.5-8=90.5℃

B. 由《石油炼制工程》P206图7-16查得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

50%～70% 9.7 5 70%～90% 9.8 5 90%～100% 18.5 7 C. 推算平衡汽化曲线100%点温度

100%=90.5+5+5+7=117.5℃

3.2.3.6 常顶临界参数

A.常顶临界温度

用式tw=tv +△w求重量平均沸点tw：

tv=97.28℃（已求）， S=0.54℃/%（已求）, d15.615.6=0.7081（已求）

㏑△w =-3.64991-0.02706 tv0.6667+5.16388 s0.25 =-3.64991-0.57246+4.42664=0.20427 所以 △w =1.23℃

tw= tv +△w =97.28+1.23=98.51℃

由tw和d15.615.6查《石油化学》P102图Ⅱ-4-2得真临界温度Tc =270℃ B. 常顶临界压力

用式tm=tv +△m求分子平均沸点tm：

㏑△m =-1.5158-0.011810 tv0.6667+3.70684 s0.3333 =-1.5158-0.24984+3.01864=1.253 所以 △m =3.50℃

tm=tv +△m=97.28+3.5=100.78℃

由tm和d15.6

15.6

查《石油化学》P102图Ⅱ-4-2得假临界温度Tc =264.0℃

23

’

由tme和d15.615.6查《石油化学》P103图Ⅱ-4-4得假临界压力Pc’ =28×101=2.83MPa 由Pc’ =28×101=2.83MPa和Tc/ Tc’=270/264.0=1.023查《石油化学》P103图Ⅱ-4-5,得真临界压力Pc =31.2×0.101=3.15MPa 3.2.3.7 常顶焦点参数

A. 常顶焦点温度

由已知恩式蒸馏体积平均沸点tv=97.28℃（已求）和恩氏蒸馏10%-90%馏分的曲线斜率S=0.54℃/%（已求）查《炼油工艺计算图表集》下册图Ⅱ-1-15得到焦点温度-临界温度的值为43℃，于是： 常顶焦点温度=270+43=313℃

B. 常顶焦点压力

由已知恩式蒸馏体积平均沸点和恩氏蒸馏10%-90%馏分的曲线斜率查《炼油工艺计算图表集》下册图Ⅱ-1-16得到焦点压力-临界压力的值为18.2atm，于是：

常顶焦点压力=18.2+31.2=29.4atm=4.99 MPa 油品的有关性质参数列于下表9：

表9 油品的有关性质参数

油品 常顶 常一线 常二线 常三线 常底 原油 密度 （ρ20） g/ cm 0.703 0.7782 0.8151 0.8280 0.9237 0.8615 3比重指数 °API 68.33 49.2 41.1 38.5 21.1 32.0 平衡汽化温度 100% 117.5 - - - - - 临界参数 温度 ℃ 270 - - - - - 压力 MPa 3.15 - - - - - 焦点参数 温度 ℃ 313 - - - - - 压力 MPa 4.99 - - - - - 3.2.4 产品收率和物料平衡

根据原油的实沸点蒸馏曲线及实沸点切割点得出各产品的体积收率，进而算出重

24

量收率。

常压塔的物料平衡如表10所示：

表10 物料平衡（按每年开工330d计算）

油品 产率，% 体积分数 原油 常顶 100 4.9 10.5 6.5 5.5 72.6 100 4.00 9.48 6.15 5.29 75.08 300 12 28.44 18.45 15.87 9091 378792 364 862 559 481 15167 35917 23292 20042 - 153 312 111 69.3 - 质量分数 10t/d 4处理量或产量 t/d Kg/h Kmol/h 产 常一线 常二线 品 常三线 常底 225.24 6825 284374

3.2.5 汽提蒸汽用量

侧线产品及塔底重油都用过热水蒸汽汽提，使用的过热水蒸汽汽提温度为420℃，压力为3.0 atm，取汽提蒸汽用量如表11：

表11 汽提水蒸汽用量

油 品 常一线 常二线 常三线 常底

质量分数， % 3 3 2.8 2 25

㎏/h 1078 699 561 5687 kmol/h 59.9 38.8 31.2 316

合计 - 8025 445.9 3.2.6 塔板形式和塔板数 选用浮阀塔板。

参照《石油炼制工程》P236表7-7和表7-8选定塔板数如表12：

表12 常压塔塔板数表

被分离馏分 常顶～常一线 常一线～常二线 常二线～常三线 常三线～常底 常底气提段 塔板数 9层 9层 6层 6层 4层 考虑采用两个中段回流，每个用3层换热塔板，共6层。全塔塔板数共计为40层。

3.2.7 精馏塔计算草图

26

图2 精馏塔计算草图

3.2.8 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=0.157MPa(绝)

取每层浮阀塔板压力降为0.5kPa(4mmHg)，则推算得常压塔各关键部位的压力如

27

下(单位MPa)：

塔顶压力0.157；

常一线抽出板（第9层）上压力=0.157+9×0.5×10-3 =0.162； 常二线抽出板（第21层）上压力=0.157+21×0.5×10-3 =0.168； 常三线抽出板（第30层）上压力=0.157+30×0.5×10-3 =0.172； 汽化段压力（第36层下）压力=0.157+36×0.5×10-3 =0.175；

取转油线压力降为0.035MPa，则

加热炉出口压力为：0.175＋0.035=0.21MPa 3.2.9 汽化段及塔底温度

（1）汽化段中进料的汽化率与过汽化度

取过汽化度为进料量的2%（重量）或2.03%（体积），即汽化量为7576㎏/h。 要求进料在汽化段的汽化率为eF为：

eF（体积分数）=（4.9+10.5+6.5+5.5+2.03）%=29.43%

（2）汽化段的油汽分压

汽化段各物料量（其中过汽化油的相对分子量取300）流量如表13：

表13 汽化段物料流量表

汽化段物料 常顶 常一线 常二线 常三线 过汽化油 油汽量合计 设塔底汽提蒸汽量为塔底重油量的2%，则

流量 153kmol/h 312kmol/h 111 kmol/h 69 kmol/h 27 kmol/h 674 kmol/h 塔底汽提水蒸气用量=2843748×2%/18=316 kmol/h

28

由此计算得汽化段的油气分压为

0.175×674/（674548＋316）=0.119 (MPa)

(3) 汽化段温度的初步求定

在图中常压实沸点曲线与平衡汽化曲线的交点为330℃，利用《石油炼制工程》P66图3-1将330℃(626℉)换算成0.1191MPa(1.1atm)下的温度为338℃(640℉)，从该交点做垂直于横坐标的直线A，在A线上找到338℃之点，过此点做平行于原油常压平衡汽化曲线2的曲线4，即为原油在0.1191MPa(1.1atm)下的平衡汽化曲线。

由曲线4可查得当eF为29.43%时的温度为342.5℃，此即为汽化段的温度tF. (4) 汽化段温度tF的校核

当汽化率eF（体积分数）=29.43%，tF=342.5℃时，进料在汽化段中的焓hF计算结果如表14所示，表中各物料的焓值可由《石油炼制工程》P98图3-17求得。

表14 进料带入汽化段的热量QF（P=0.175MPa，t=342.5℃） 油料 气相 常顶 常一 常二 常三 过汽化油 重油 合计 1151 1117 1109 1100 1096 - - 焓，kJ/kg 液相 - - - - - 854 - 1151×15167=17.46×10 1117×35917=40.12×10 1109×23292=25.83×10 1100×20042=22.05×10 1096×7576=8.30×10 854×276798=236.39×10 QF=350.15×10 6666666热量，kJ/g 所以 hF=350.15×106/378792=924.4（kJ/kg）

再按上述方法作出原油在加热炉出口压力0.21MPa（2.08atm）下的平衡汽化曲线（如图1中的线3），设定加热炉出口温度为360℃，由曲线3读出在360℃时的汽化率为25.5%（体积分数）。显然，e0

表15 进料在加热炉出口携带的热量（P=0.21MPa，t=360℃）

29

焓，kJ/kg 物 料 气相 常顶 常一线 常二线 常三线 气相 液相 1205 1172 1155 1146 - - - 液相 - 热 量， kJ/h 1205×15167=18.28×106 - - - 975 920 - 1172×35917=42.09×10 1155×23292=26.9×10 1146×13118=5.03×10 975×6924=6.75×10 920×284374=261.62×10 Q0=370.67×10 666666常底 合 计 所以 h0=370.67×106/378792=978.6kJ/kg

校验结果表明h0略高于hF，所以在设计的汽化温度342.5℃之下，能保证所需的拔出率，炉出口温度也不至于超过允许限度。

（5）塔底温度

取塔底温度比汽化段温度低7℃，即 342.5-7=335.5（℃） 3.2.10 塔顶及侧线温度的假设与回流热分配

（1）假设塔顶及各侧线温度

参考同类装置的经验数据，假设塔顶及各侧线温度如表16所示：

表16 塔顶及各侧线假设温度表

产品出口温度 常 顶 温 度 常一线抽出板（第9层）温度 常二线抽出板（第21层）温度 数值 116℃ 150℃ 239℃ 30

常三线抽出板（第30层）温度 295℃ （2）全塔回流热

按上述假设的温度条件作全塔热平衡（见表17），由此求出全塔回流热。

表17 全塔回流热

操作条件 流率 物 料 kg/h g/cm3 焓kJ/kg 热 量 密度 压力，MPa 温汽相 液相 度，℃ kJ/h 37879进料 2 入 汽提蒸8025 方 汽 38681合 计 7 常 顶 15167 常 一 常 二 常 三 出28437方 常 底 4 水蒸气 8025 38681合 计 7 - - - - - - 0.157 116 641 - 0.9237 0.177 335.5 - 837 0.703 0.157 0.162 0.168 0.172 116 150 239 295 615 - - - - 377 615 770 - - - - - - 0.3 420 3316 - 0.8615 0.175 342.5 - - 346.93×10 626.61×10 6373.54×10 9.33×10 13.54×10 15.20×10 15.43×10 238.02×10 21.67×10 313.19×10 6666666635917 0.7782 23292 0.8185 20042 0.8280 所以 全塔回流热Q=（380.2－313.19）×106=67.01×106kJ/h

（3）回流方式及回流热分配

31

塔顶采用二级冷凝冷却流程，塔顶冷回流温度为60℃，采用2个中段回流。第1个回流介于常一线与常二线之间（第11～13层），第2个回流介于常二线与常三线之间（第23～25层）。

全塔回流热分配如表18所示：

表18 全塔回流热分配表

塔顶回流取热50% 第一中段回流取热30% 第二中段回流取热20% 30.18×10kJ/h 18.11×10kJ/h 12.07×10J/h 6663.2.11 常三线抽出板（第30层）温度校核

（1）按下图中的隔离体系作第30层以下塔段的热平衡。见下图3及表19。

32

图3 第30层以下塔段的热平衡图

表19 第30层以下塔段的热平衡

操作条件 流率 物 料 kg/h g/cm3 焓kJ/kg 热 量 密度 压力，温度，℃ 汽相 液相 MPa kJ/h 入 进料 方 378792 0.8615 0.175 342.5 - - 353.59×10 18.86×汽提蒸汽 5687 - 3 420 3316 - 10 ～内回流 L 0.826 384479合 计 +L 0.172 常顶 15167 0.703 295 1010 - 10 0.172 常一线 35917 0.7782 295 986 - 10 66660.172 ～290 - 758 758L 372.46×- - - - - 10＋758L 15.32×635.41×出常二线 方 23292 0.8151 0.172 295 970 - 22.59×10 6295 常三线 20042 0.828 0.172 - 770 15.43×10 6335.5 常底 284374 0.9237 0.177 - 837 238.02×10 6 33

295 水蒸气 5681 - 0.172 3032 - 17.24×10 6～内回流 L 0.826 384479合 计 + L - - - - - 10＋978L 60.172 295 978 - 978L 346.72×由热平衡得 365.79×106＋753L=344.01×106＋979L 所以，内回流L=99000（kg/h） 或 99000/278=356（kmol/h） 常三线抽出板上方气相总量为：

153+312+111+356+316=1248（kmol/h） 常三线蒸汽（即内回流）分压为：

0.172×356/1248=0.050（MPa）=380（mmHg）

（2） 由常三线恩氏蒸馏数据换算成0.0625（MPa）下平衡汽化0点温度。利用《石油炼制工程》P205图7-15和《石油炼制工程》P206图7-16先换算得常压下平衡汽化数据，再利用《石油炼制工程》P216图7-26换算成0.0625MPa下的平衡汽化数据，其计算结果如表20：

表20 第30层温度核算表

项 目 恩氏蒸馏温度， ℃ 恩氏蒸馏温差，℃ 平衡汽化温差，℃ 常压平衡汽化温度，℃ 0% 289 16 6 329.5 10% 305 15 8 335.5 301.5 30% 320 14 7.5 343.5 309.5 50% 334 11 5 351 317 70% 345 - - - - 0.0625MPa平衡汽化温度，℃ 295.5 34

由上求得的在0.050MPa下常三线抽出板的泡点温度为295.5℃，与原假设的295℃很接近，可以认为原假设温度是正确的。 3.2.12 常二线抽出板（第21层）温度校核

（1）按下图中的隔离体系作第21层以下塔段的热平衡。见下图4及表21。

图4 第21层以下塔段的热平衡

表21 第21层以下塔段的热平衡

操作条件 流率 物 料 kg/h g/cm3 焓kJ/kg 热 量 液汽相 kJ/h 相 密度 压力，MPa 温度，℃ 35

0.861进料 378792 5 汽提蒸6248 入 方 内回流 L 0.815 385040合 计 +L 常顶 15167 0.703 0.778常一线 35917 2 0.815常二线 23292 1 常三线 20042 0.828 0.923常底 出方 水蒸气 5681 284374 7 - ～内回流 L 0.815 第二中段取走热量 385040合 计 +L

36

346.9353.59×0.175 342.5 - - 10 6- 3 420 3316 - 20.72×10 6汽 ～0.168 ～235 - 594 594L 367.65×10＋- - - - - 594L 0.168 0.168 239 239 866 - 33.10×10 66891 - 13.51×10 60.168 239 - 607 14.14×10 60.172 395 335.5 - 770 15.43×10 60.177 - 837 238.02×10 60.168 239 2910 - 18.18×10 60.168 239 849 - 849L - - - - - - 12.07×10 6344.45×10＋- - - - - 849L 6

由热平衡得 367.65×106＋594L=344.45×106＋849L 所以，内回流L=90980（kg/h） 或 90980/207=440（kmol/h） 常二线抽出板上方气相总量为：

153+312+440+316+31.2=1252（kmol/h） 常二线蒸汽（即内回流）分压为：

0.168×440/1252=0.0591（MPa）=444（mmHg）

（2）由常二线恩氏蒸馏数据换算成0.0591（MPa）下平衡汽化0点温度。利用《石油炼制工程》P205图7-15和《石油炼制工程》P206图7-16先换算得常压下平衡汽化数据，再利用《石油炼制工程》P216图7-26换算成0.0591MPa下的平衡汽化数据，其计算结果如表22：

表22 常二线馏分油恩氏蒸馏温度和平衡汽化温度转换表 项 目 恩氏蒸馏温度， ℃ 恩氏蒸馏温差，℃ 平衡汽化温差，℃ 常压平衡汽化温度，℃ 0.0625MPa下的平衡汽化温237 度，℃ 239 243 248 - 0% 10% 30% 249.2 8.8 5 261 50% 258 9.2 4 266 70% 267.2 - - - 238.3 242.5 4.2 2 255 6.7 4 257 由上求得的在0.0591MPa下常三线抽出板的泡点温度为237℃，与原假设的239℃很接近，可以认为原假设温度是正确的。 3.2.13 常一线抽出板（第21层）温度校核

（1） 按下图中的隔离体系作第9层以下塔段的热平衡。见下图5及表23。

37

图5 第9层以下塔段的热平衡

表23第9层以下塔段的热平衡

操作条件 流率 物 料 kg/h g/cm3 焓kJ/kg 热 量 密度 压力，MPa 温汽相 液相 度，℃ kJ/h 38

37879进料 2 汽提蒸6947 入 方 内回流 L 0.775 38573合 计 9+L 0.162 常顶 15167 0.703 150 669 - - - - - - 汽 ～0.162 ～145 - 356 - 3 420 3316 - 0.8615 0.175 342.5 - - 346.93×10 23.04×10 66356L 369.97×10＋356L 10.15×10 0.162 150 - 368 10 0.168 239 - 611 10 666613.25×常一线 35917 0.7782 14.23×常二线 23292 0.8151 出常三线 方 28437常底 4 0.9237 0.177 20042 0.828 0.172 295 - 770 15.43×10 6335.5 - 837 238.02×10 6150 水蒸气 6947 - 0.162 2794 - 19.41×10 6～内回流 L 0.775 0.162 150 669 - 669L 39

一、二中30.18×段取走热 38573合 计 9+L 由热平衡得 369.97×10＋356L=340.67×10＋669L

6

6

- - - - - - 10 6340.67×- - - - - 10＋669L 6所以，内回流L=93610（kg/h） 或 93610/175=535（kmol/h） 常一线抽出板上方气相总量为

153+535+316+31.2+38.8=1074（kmol/h）

常一线蒸汽（即内回流）分压为

0.162×520/1059=0.0795（MPa）=598（mmHg）

（2）由常一线恩氏蒸馏数据换算成0.0795（MPa）下平衡汽化0点温度。利用《石油炼制工程》P205图7-15和《石油炼制工程》P206图7-16先换算得常压下平衡汽化数据，再利用《石油炼制工程》P216图7-26换算成0.0795MPa下的平衡汽化数据，其计算结果如表24：

表24 常一线馏分油恩氏蒸馏温度和平衡汽化温度转换表 项 目 恩氏蒸馏温度，℃ 恩氏蒸馏温差，℃ 平衡汽化温差，℃ 常压平衡汽化温度，℃ 0.0625MPa下的平衡汽化温149 度，℃ 157 167 170 - 0% 10% 30% 177 4 3 174 50% 181 24.2 - 177 70% 205.2 - - - 139.2 159.2 20 8 156 17.8 10 164 由上求得的在0.0795MPa下常三线抽出板的泡点温度为149℃，与原假设的150℃

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很接近，可以认为原假设温度是正确的。 3.2.14 塔顶温度的校核

塔顶冷回流温度t0=60℃，其焓值172kJ/kg。

塔顶温度t1=116℃，回流蒸汽的热焓值为612kJ/kg。故塔顶的冷回流量为 L=30.18×106/（612-172）=70186kg/h

塔顶油汽量为 （70186＋15167）/99=862kmol/h 塔顶水蒸气量为 8025/18=446 kmol/h

塔顶油汽分压为 0.157×862/（862＋446）=0.1035 atm

塔顶温度应该是汽油在其油汽分压下的露点温度。由恩氏蒸馏换算得常压露点温度为117.5℃。已知其焦点温度和压力依次为313℃和4，49MPa，据此可以在平衡坐标纸上作出常顶平衡汽化100%点的P-t线，如图6。由该相图读得油汽分压为0.1035MPa时的露点温度为119℃，考虑到不凝气的存在，该温度乘以系数0.97，则塔顶温度为：

119×0.97=115.4℃

与假设的116℃很接近，故原假设的温度是正确的。

最后验证在塔顶条件下水蒸气是否会冷凝。 塔顶水蒸气分压为 0.157－0.1035=0.535 MPa

相当于此压力下的饱和水蒸气温度为84℃，远低于塔顶116℃，故在塔顶条件下水蒸气处于过热状态，不会冷凝。

3.3 塔板汽液相负荷蘅算

3.3.1关键塔板汽液相负荷蘅算

（1）第2层塔板汽液相负荷

按下图中的隔离体系作第2层以下塔段的热平衡。见下图7及表25。

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图7 第2层以下塔段的热平衡图

按图7中的隔离体系做第2层以下塔段的热平衡。

表25 第2层以下塔段的热平衡

流率 物 料 kg/h g/cm3 密度 操作条件 焓kJ/kg 热 量kJ/h 42

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