年产10万吨润滑油加氢改质基础油——物料衡算

1、工艺流程概述； 加氢处理部分原料油由装置内原料油泵抽入。由于原料油品种不同，性质差异较大，如轻脱沥青，粘度高，流动性差，为了保证能自罐区顺利抽入，必须维持储罐有足够且稳定的储存温度；但是储存温度也不宜过高，保证流动即可。同时装置的输油管应取较低的流速，并应加强沿途的伴温和保温。原料油自中间罐经原料油升压泵（p-101/3）抽入原料油脱水罐（d-101）,再被原料油升压泵（p-101/1,2）抽入装置与减底油换热（e-104）,温度可达到120。换热后的原料油去自动反冲洗过滤器（sr-101），除去油中大于25的机械杂质。过滤后的原料油进入原料油缓冲罐（d-102）,原料油缓冲罐设有氮封，压力维

2、持在0.93mpa左右。缓冲罐中的原料油进入原料被加氢处理进料泵（p-102/1,2）抽出，与循环氢混合后分别在换热器（e-102）和换热器（e-101）中与加氢后精制反应器（r-102）和加氢处理反应器（r-101）来的反应产物换热。通过调整原料油旁路，可控制加氢处理反应产物去加氢精制反应器（r-102）和加氢后精制反应产物去高分（d-103）的温度。油，氢气混合物经换热器（e-102）和换热器（e-101）换热后达到290383（不同原料油，不同的工况温度），进入加氢处理反应进料炉（f-101），加热到370400，而后去加氢处理反应器（r-101）,从加氢处理反应器出来的物流经换热器（e

3、-101）与原料油换热后进入加氢精制反应器。加氢处理反应器是装置最重要的设备，油品的改质主要在这里发生。原料油与氢气混合物料在高压（氢分压10.0mpa），高温（370400），低空速（体积空速0.5h-1）条件下，经专用催化剂的催化作用，发生一系列加氢改质反应，脱氧，脱硫，脱氮，脱水，芳烃加氢饱和，加氢裂化等反应，脱除原料油中的杂质，改善氧化安定性，粘温性质。为了控制床层温升，加氢处理反应器设有4个催化剂床层，3个冷氢段。加氢处理反应产物经过换热器（e-101）换热后，进入加氢精制反应器进行加氢后的精制反应。加氢后精制部分加氢处理反应产物经过换热器（e-101）换热后，温度达到300340，

4、进入后精制反应器进行加氢后精制反应。进入精制反应器的物料。在氢气和精制催化剂的作用下，进一步进行加氢精制反应，除去烯烃与其它残存的杂质，进一步饱和芳烃，改善油品的氧化安定性与颜色。从加氢后精制反应器（r-101）出来的加氢精制生成油经过换热器（e-102）与混氢原料油换热后进入热高分离器（d-103）进行气液分离。热高分顶部的油气经换热器（e-103）与循环氢换热，然后经过空冷器（a-101）冷却到50以下进入冷高分离器（d-104）。在空冷器（a-101）入口管线上注入洗涤软水，以洗去物料中的铵盐。在冷高分离器（d-104）中进行气，油，水的三相分离。水相即为含有硫的污水，送到工厂污水处理装

5、置进行处理。油相基本属于汽油馏分，直接送入冷低分离器。气相分为两路，一路去循环氢压缩机（k-102）。另一路去氢提浓装置，经过提浓的氢气去新氢压缩机（k-101）与新氢混合作为新氢进入装置。由循环氢压缩机出来的循环氢也分为两路，一路经换热器（e-103）与热高分（d-103）气相物流换热后与原料油混合；另一路去加氢处理反应器作为急冷氢，急冷氢分为三路，通过调节急冷氢的量，将加氢处理反应器床层温度控制在一定的范围内，确保产品质量与收率。热高分离器（d-103）底部的油相进入热低分离器(d-105)，进行进一步的气液分离；热高分顶部的油气物流经过换热器（e-103）及空冷器（a-101）冷却后，温

6、度达到50，进入冷高压分离器（d-104）。从热低压分离器（d-105）顶部来的气相物流经过空冷器（a-101）冷却后与冷高压分离器来的油相混合进入冷低压分离器（d-106），在此进行进一步气相，油相和水相分离，分离出的水相仍旧为含硫污水送到污水处理装置进行处理，顶部的气体出装置。油相混入热低分来的物流去蒸馏部分的加热炉（f-102）.至此，油品的加氢处理加氢后精制过程全部完成。常，减压分馏部分热低分油与冷低分油混合后进入加热炉（f-102）加热到360左右进入常压汽提塔（c-101）,塔底设有蒸汽汽提，塔顶油气经空冷器（a-102）,水冷器（e-105）冷却至40进常压塔顶回流罐（d-108

7、）进行汽，油，水三相分离，分离出的不凝气送出装置，含油污水自流到减压塔顶大气罐（d-109），油相经常压塔顶回流及产品泵（p-105/1,2）升压后，一部分作为c-101回流，一部分作为副产品粗汽油送出装置。常压塔设柴油抽出侧线，从侧线塔（c-106）抽出的柴油经轻柴油产品泵（p-116/1,2）升压后经常压侧线空冷器（a-109）冷却到50与减压柴油侧线的重柴油混合送出装置。常压塔底油经常压塔底泵（p-104/1,2）抽出升压后，再进行减压塔进料加热炉（f-103）加热至360左右，进减压塔（c-102）。减压部分由一个减压塔，三个侧线汽提塔组成，均用过热蒸汽直接汽提，减压塔（c-102）采

8、用三级抽真空，真空度为40mmhg。减压塔顶油气经大气水封罐（d-109）分离后，不凝气送入减压炉（f-103），含油污水，经减压系统水泵（p-111/1,2）升压后出装置；减顶油经减顶油泵（p-110、1，2）送至不合格油线出装置。减一线为柴油侧线汽提塔（c-103）.减一线油经柴油侧线及减一线中段回流泵（p-112/1,2）自c-102填料第6床层底部抽出后，分成三部分。一部分返回c-102第5床层上部分，一部分进c-103汽提，另一部经减一中段回流空冷器（a-107）冷却后回流至第6床层上部。侧线塔c-103顶蒸汽返回c-102第6床层上部，塔底油经柴油产品泵（p-109/1，2）升压经

9、柴油产品空冷器（a-103）冷却后送出装置。减二线为轻质油润滑油侧线汽提塔（c-104）.减二线油经轻质油侧线及间二段回流泵（p-113/1,2）自c-102第4床层底部抽出后，也分为三部分。一部分返回c-102第三床层上部；一部分进入c-104汽提塔；另一部分经减二中段回流空冷器（a-108冷却后回流至第4层上部。侧线塔c-104顶蒸汽返回c-102第五层下部，c-104塔底油经轻质有产品泵（p107/1,2）升压经轻质油产品空冷器（a-104）冷却后送出装置。减三线为中质润滑油侧线汽提塔（a-105）。减三线油经中质油侧先抽出泵（p-114/1,2）自c-102第三床层抽出后，一部分返回二

10、床层上部，一部分至塔c-105，c-105顶蒸汽返回c-102第三床层底部，c-105塔底油经中质油产品泵（p-107/1,2）升压经中质有产品空冷器（a-105）冷却后送出装置。c-102塔底油经减底油泵（p-106/1,2）抽出升压后，与e-104换热，再由重质油产品空冷器（a-106）冷却后出装置。一、 写出化学反应方程式：芳烃+h2饱和芳烃烯烃+h2饱和烃原料油-s,o或n+h2原料油+h2s,h2o或nh3；收集数据：1 全装置工艺数据：（1） 生产规模：年产10万吨润滑油加氢改质基础油；（2） 生产时间、年工作时：8000小时；（3） 氢气用量、加氢反应： 2 脱水罐工序：（1）

11、此工序内脱水效率>99%，以100%进行计算，且原料混合油中的含水量为0.5%。3 过滤机工序：过滤机是用来滤去油中大于25m的机械杂质，过滤的效率应为100%。混合油中含有大于25m的机械杂质为0.5%。4 加氢改质反应器工序：（1） 加氢改质反应转化率应为>90%，故以93%来计算；（2） 加氢反应基本配方：氢气质量指标：新氢纯度90%，h2o含量300g/g，co含量10g/g，co+co2含量30g/g；减四级馏分油的组成：密度（20oc）：0.885g/cm3；含氮量：350g/g；含硫量：0.35g/g，碱氮量：250g/g，总金属含量：<0.1g/g。5 加氢精

12、制反应工序：此反应的目的是将未饱和的烯烃和芳烃加氢饱和。此反应器的反应转化率为：95%，故以96%计算。两个反应器内催化剂理化性质：催化剂牌名rl-1rjw-2催化剂名称加氢处理加氢后精制比表面积(m2/g)90150孔容（ml/g）0.240.32压碎强度(n/mm)1616外观三叶草形三叶草形工业堆比（t/m3）0.950.77wo3含量（m%）27.027.0nio含量（m%）2.72.9助剂/0.4r-101内所装填的rl-1催化剂装填体积约为31.98m3，装填重量为50.38t；r-102内所装填的rl-2催化剂装填体积约为17.31m3，装填重量为13.33t；且令在r-101内

13、混合油的总损失约为：0.02%；而在r-102内混合油的总损失约为：0.02%；计算基准：此过程属于连续操作过程，发生化学反应，故选kg/h为基准计算：2加氢改质物料衡算示意图：脱水除杂润滑油基础油仅h2，冷h2，循环h2，加氢改质基础油，基础油h2，h2s，nh3，损失掉的油，h2；加氢改质（1） 润滑基础油的进料量：其中加氢处理段体积空速为：0.5h-1；而精制段加氢段体积空速为1h-1；故在r101内，加入脱水去杂质的润滑油基础油料的量为：m油=由文献查知，实际参加反应的h2的量为：mh2=又因为在反应器r-101内的氢油体积比为：1000：1，则进入反应装置的氢气的量为：（标况下）在标

14、准况态下氢气的密度为：故加入反应器内循环氢（不参加反应的氢气）的量为：m循环氢气=（2） 出反应器的各物质的量：此反应器内氢气参加反应的转化率为：80%，参加反应的基础原料油的反应转化率为：93%；由此可知：未参加加氢反应的反应h2的量：；加氢改质油的量：；损失的改质油的量为：未参加反应的基础油料的量为：其中基础原油料损失的量为：故混合油料的总损失为：；生成h2s的量为：（0.35×10-6×14151.15×0.93×34）/32=4.9×10-3kg/h生成nh3的量为：（350+250）×10-6×14151.15&#

15、215;0.93×17）/14=9.6kg/h。（3）令此反应器内所有h2的损失量为：0.1%，剩余的反应h2的量为：故损失的反应h2的量为：；（4）计算进入加氢改质反应器内作为降温的冷氢的量：氢气的比热容是：cp=a+bt+ct2,其中，a=13.44kj/(kg*k)，b=2.174×10-3 kj/(kg*k),c=-0.163×10-6 kj/(kg*k)故不同温度下氢气的cp=13.44+2.174×10-3t-0.163×10-6t2，其中t=273.15+ta 加氢改质反应器：在加氢改质反应器内润滑油原料油和循环氢气的进口温度为：

16、t1=360oc,其出口温度为：t2=376oc;其中用来加氢的原料油的量为：14151.15kg/h，循环氢气中预参加反应的氢气的量为：283.02 kg/h，而参加加氢反应的氢气的量为：228.17 kg/h，进入下个反应的氢气的量为：54.85 kg/h；循环氢气中有1132.08 kg/h，的氢气作为ph氢分压。在此反应器内将要打入冷的氢气作为降温原料,冷氢进口的温度为t1=40oc,它将与原料油一起进入下个反应器故冷氢的出口温度为：t2=376oc 。 因为不知道冷氢的进入量，也不知道加氢反应中氢气释放的能量为多少，故假设参加反应的氢气释放的能量为：q，打入用以降温的冷氢的量为：m。

17、对加氢反应器和加氢改质反应器进行热量恒算，先假设两个反应塔的热损失令其忽略不计；（1） 计算各个温度下氢气的比热容；当t=40oc时；cp1=13.44+2.174（273.15+40）-0.163（273.15+40） （273.15+40） =14.11 kj/(kg*k)当t=360oc时；cp2=13.44+2.174（273.15+360）-0.163（273.15+360） （273.15+360）=14.75 kj/(kg*k)当t=376oc时；cp3=13.44+2.174（273.15+376）-0.163（273.15+376） （273.15+376）=14.79 kj

18、/(kg*k)（2） 计算各个温度下润滑油混合油的比热容；由炼油单元过程与设备中的图石油馏分的液体比热容图知；当t=360oc时；cp1油=3.14 kj/(kg*k)，当t=376oc时；cp2油=3.31 kj/(kg*k)；b 加氢精制反应器：在加氢精制反应器内由已知的资料可以设计混合油料进入反应器的进口温度为：t1=295oc，经过反应器后它们的出口温度为：t2=303 oc，经过论证此种假设是成立的。在此反应器内混合油与氢气进行的是烯烃与芳烃的再饱和加氢反应，其中参加反应的氢气的量为：21.98 kg/h,不参加反应的混合氢气的量为：(1132.08+32.87+m) kg/h。由前

19、面的物料衡算可知：（1）进入此反应器的混和油的一些数据：进入此反应器的混合油料的量为：990.38+13376.40=14366.78 kg/h，从此反应器出来的混合油料的量为：14366.78+21.98=14388.76 kg/h.混合油料进入此反应器的进口温度为：t1=295oc,加氢精制后的混合油出此反应器的出口温度为：t2=303 oc。计算各个温度下润滑油混合油的比热容；当t=303oc时；cp2油=3.01 kj/(kg*k)；由炼油单元过程与设备中的图石油馏分的液体比热容图知；当t=295oc时；cp1油=3.00 kj/(kg*k)，（2）进入此反应器的混氢的一些数据：进入此

20、反应器内的氢气的量为：1132.08+54.85+m=(1186.93 +m)kg/h。参加加氢反应的氢气的量为：21.98 kg/h，从此反应器出来的混合氢的量为：(1132.08+32.87+m) kg/h，混合氢进入此反应器的进口温度为：t1=295oc,加氢精制后的混合氢出此反应器的出口温度为：t2=303 oc。计算各个温度下氢气的比热容；当t=295oc时；cp2=13.44+2.174（273.15+295）-0.163（273.15+295） （273.15+295）=14.62 kj/(kg*k)当t=303oc时；cp3=13.44+2.174（273.15+303）-0.

21、163（273.15+303） （273.15+303）=14.64 kj/(kg*k)由以上的数据对加氢改制反应器和加氢精制反应器进行热量衡算，令加氢改质反应塔内的热损失为进入全塔热量的5%，加氢精制反应塔的热损失令其忽略不计； 在化工生产过程中，热量衡算可以用以下热平衡方程： 式中 所处理各股物料带入设备的热量，千焦由加热剂或冷却剂传给设备和物料的热量，千焦各种热效应如化学反应热效应溶解热等，千焦离开设备各股物料带走的热量，千焦消耗在加热设备上的热量，千焦设备向外界环境散失的热量，千焦进行计算。先对加氢改质反应器内的物料列热平衡方程： 将此方程化简可得：而后对加氢精制反应器内的物料列热平衡

22、方程：将此方程化简可得：由方程（2）与（4）可知：m=303 kg/h, q=21463kj/h。损失掉的氢气总量为：（4） 改质油的量：kg/h计算结果如下： 表（w-1） 加氢改质反应器内的物料衡算表物料名称进料量kg/h出料量kg/h润滑油基础油14151.15990.38加氢改质基础油13376.40预参加反应的h2283.0254.85降温的冷h2303302.70循环氢气中不反应的h21132.081130.95损失的混合油2.88泄漏的总的h21.78生成的h2s4.9x10-3生成的nh39.6合计15869.2515869.252润滑基础油进料量：（1）过滤机内进入混合的润滑

23、油基础油的总量：混合油中机械杂质（25m）的量为：（2）在脱水罐内进入的润滑油基础原料油的总量为：在此罐内脱去的水分的量为：3加氢精制部分物料衡算示意图：润滑油基础油改质润滑油基础油h2，h2s，nh3，润滑油基础油，改质油精制基础油h2，h2s，nh3，损失油，h2；加氢精制反应器r-102（1）润滑油基础油出料量：损失的基础油的量：；（2）改质油的出料量： 损失的改质油量：（3）精制油的出料量：此反应器内反应的h2的转化率为40%，此反应器内所有h2的漏泄量为0.1%，则 精制油损失的量：混合油的总量为：混合油的损失量为：（4）未反应的h2的量：混合的h2的出料量：混合的h2的损失量：计算

24、结果如下： 表（w-2） 加氢精制反应器内的物料衡算表物料名称进料量kg/h出料量kg/h不反应的润滑油基础油990.38990.18改质基础油13376.40534.95精制基础油12860.71预参加反应的h254.8532.87混合的不反应的h21466.561465.09损失混油的总量2.88泄漏的总的h22.09h2s4.9x10-34.9x10-3nh39.69.6合计15895.7415895.74因为加氢后精制过程的主要反应为烯烃和芳烃的加氢饱和反应，则脱s，n的反应可以忽略不计，故h2s的出料量仍为：nh3的出料量仍为：4热高压分离器d-103内的物料衡算：令此分离器内的t=

25、220oc，p=11.77mpa；令此分离罐内的气液分离效率为95%，混合油的损失即汽化的轻组分为5%；因此去a-101内变为气体的nh3的量：变为气体的h2s的量：变为气体的h2的量：在此分离罐内损失的混合油的量为：去热低分分离器d-104容在油体内的nh3的量为：容在油体内的h2s的量为：容在油体内的h2的量为：流入d-104的液体混合原料油的量为：。计算结果如下： 表（w-3） 热高压分离器内的物料衡算表物料名称进料量kg/h出料量kg/h混合基础油料14385.8413666.55混合的氢气（h2油）1497.9674.90h2s（油）4.9x10-42.45x10-5nh3（油）9.

26、64.8x10-1混合的h2（气）1423.06h2s（气）4.66x10-4nh3（气）9.12轻质组分719.29合计15893.4015893.405a-101空冷器内的物料衡算：去空冷器a-101的管路内将有0.1%的气体会泄漏。反应注水（软化水）的注水流速为。从冷高中排出的酸性水中nh4hs的浓度不超过4m%，气体、液体的温度为t=48oc。气态油料（大部分）液态油料。a-101内混合h2的出料量：；在此空冷器内损失的h2为：1.42kg/h；在此空冷器内轻质组分：；在此空冷器内损失的轻质组分：0.72kg/h。计算结果如下： 表（w-4） 空冷器内的物料衡算表物料名称进料量kg/h

27、出料量kg/h轻质组分719.29718.57h2s4.66x10-44.66x10-4nh39.129.12混合的h21423.061421.64损失的混合h21.42损失的轻质组分0.72软化水15001500合计3651.183651.18在此分离罐内p=11.7mpa, t=48oc,a-101内的h2s，nh3全部溶入水中，故流入d-105内的水溶液的量约为：1509.12kg/h。6冷高压分离器d-105的物料衡算：令在此分离罐内t=48oc，p=11.7mpa，气液分离的效率为100%，轻组分中有10%的不凝气，90%的轻质油，其中有5%的轻质油被损失掉，随污水去了污水处理厂。不

28、凝气的出此罐的量为：；此罐内损失的轻质油的量为：；进入d-106的轻质油的量为：。计算结果如下： 表（w-5） 冷高压分离器内的物料衡算表物料名称进料量kg/h出料量kg/h轻质组分718.57h21423.061423.06不凝气71.86损失的轻质油32.34轻质油614.38水溶液1509.121509.12合计3650.753650.757热低压分离器d-104内的物料衡算： 令在此分离罐内t=220oc, p=1.2mpa。令此分离罐内的气液分离效率为100%，混合原料基础油气化所损失的基础原料油为3%；由于压力大大减少，使气体完全从油料中解析出来，故：去a-102的h2s（气）：；

29、nh3（气）：4.8kg/h；h2：74.90kg/h，但h2有0.1%的损失，故h2为：74.80kg/h，损失为：0.10kg/h。损失的油即为轻组分：；流入f-102内的混合油量为：。j计算结果如下： 表（w-6） 热低压分离器内的物料衡算表物料名称进料量kg/h出料量kg/h混合基础油料13666.5513256.55轻质组分410 混合h274.9074.80h2s2.45x10-52.45x10-4nh30.480.48损失的混合h20.10合计13741.9313741.938冷低压分离器d-106内的物料衡算： 在此分离器内t=70oc， p=1.0mpa，油气分离效

30、率为100%，轻组分损失为不凝气的量为3%，损失的轻质油的量为：；进入f-102内的轻质液体油的量为：；h2s，nh3，h2等气体会全部随不凝气去尾气处理厂。计算结果如下：表（w-7） 冷低压分离器内的物料衡算表物料名称进料量kg/h出料量kg/h轻质组分1024.38混合的h274.8074.80h2s2.45x10-52.45x10-5nh30.480.48不凝气30.73轻质液体油993.65合计1099.661099.66进入f-102内的混合油总量为：。9常压分馏塔内的物料衡算：由自己所收集到的文献可以假设，此塔内分离出的汽油和煤油的量为8%，柴油的量为2%，重柴油的量为1%，混合油

31、重组分为89%，故分离出的重柴油的量为：；分离出的汽油和煤油的量为：；分离出的柴油的量为： ；剩余的混合基础油量为：；其中混合油的损失为0.1%，故损失油的量为：；重组分混合润滑油出此塔的量为：。计算结果如下： 表（w-8） 常压塔内的物料衡算表物料名称进料量kg/h出料量kg/h混合基础原油 14250.20重柴油142.50汽油和煤油1140.02轻柴油285.00损失的混合基础油12.68重组分混合润滑油12670.00合计14250.2014250.2010减压蒸馏塔内的物料衡算：设计此塔分离出的重柴油的量为1.0%，损失的污油的量为0.34%，混合润滑油基础油的量为98.6

32、6%；分离出的重柴油的量为：；损失的污油的量为：；混合润滑油的量为：；其中混合润滑油中可以：分离出的轻质润滑油为总的混合油的7.22%：；分离出的中质润滑油为总的混合油的23.63%：；分离出的重质润滑油为总的混合油的69.15%：。计算结果如下： 表（w-9） 减压塔内的物料衡算表物料名称进料量kg/h出料量kg/h混合重油量12670.00柴油的量126.70污油的量43.08轻质润滑油902.52中质润滑油2953.75重质润滑油8643.75合计12670.0012670.00单元设备的热量衡算：在化工生产过程中，热量衡算可以用一下热平衡方程表示：其中表示设备或系统与外界各种交换热量之

33、和，其中包括热损失（低温时传入的热量），千焦 表示离开设备或系统各股物料的焓和，千焦 表示进入设备或系统各股物料的焓和，千焦 在解决实际问题中，热平衡方程还可以写成一下形式： 式中 所处理各股物料带入设备的热量，千焦由加热剂或冷却剂传给设备和物料的热量，千焦各种热效应如化学反应热效应溶解热等，千焦离开设备各股物料带走的热量，千焦消耗在加热设备上的热量，千焦设备向外界环境散失的热量，千焦上述公式是通用的，但在具体应用时应加以具体分析。加氢改质与加氢精制反应器的热量衡算：1 分析物料的走向及变化，列出热平衡方程式：由图1可知，脱水除杂的润滑油基础油和循环氢自反应器的顶部进入催化反应塔。在加氢反应塔

34、内为了保证反应的稳定进行，要在三个反应床层的底部打入降温的冷氢，则改质塔内还有冷氢的进入。在改质塔内发生的是部分润滑油基础油加氢饱和，脱硫，脱氮，脱水的复杂反应。改质后的混合油和未反应的氢气自改质塔的底部进入精制塔的顶部，进行润滑油基础油内的烯烃与芳烃的再饱和反应。而后流入高低分离器进行气液分离。对此过程进行分析可知，因是连续操作q5可以不计，计算基准取kj/h。在加氢饱和时放出热量，故q3为正值。此塔内没有加热剂则q2可以忽略不计。于是热量平衡方程为：q1+q3=q4+q5,或2 收集有关数据：热量衡算时，已知物料量，工艺条件和有关物性数据。此过程的物料衡算可以见前面的设备物料衡算。整理计算

35、结果，将r-101和r-102的进，出物料量及工艺条件列于下表： 表（q-1） 反应塔物料平衡表组成加氢改质反应器加氢精制反应器进料量，kg/h出料量，kg/h进料量，kg/h出料量，kg/h基础油原料油14151.15990.38302.70302.40改质基础油13376.413376.4534.95精制基础油1286.71预参加反应的氢气283.0254.8554.8532.87加入的混合氢气1433.651432.22打入的冷氢303302.70作为ph2的氢气1132.081130.95温度，oc360376295303反应塔内各种物料只有温度变化，没有相变化属于显热，可用比热计算。

36、比热和加氢反应热可以从手册中查到，也可以由试验测定。而且在进行物料衡算时已经把各物料的比热计算出来了。确定各种物性数据的基准态为0oc饱和液体。结果如下表： 表（q-2） 数 据 表润滑油基础混合油比热，kj/(kg*k)氢气的比热，kj/(kg*k)温度，oc14.114030014.622953.0114.643033.1414.753603.3114.79376加氢反应时放出的反应热，kj/kg250982 计算热量（对r-101与r-102分别计算）：（1） 输入r-101内的热量：a, 原料油输入的热量：q1=m油c油（t1+273.15）=14151.153.14633.15=2.

37、81107kj/hb, 物料中循环氢气带入的热量： q2=m氢气c氢气（t1+273.15）=(283.02+1132.08) 14.75633.15 =1.322107kj/hc, 用于降温用的冷氢带入的热量： q3=m冷氢c冷氢（t2+273.15）=303.0014.11(273.15+40)=0.134107kj/hd, 加氢反应释放出的热量： q4=m反应氢加氢反应热=(283.02-54.85) 21463=0.49107kj/h输入的总热量：q入=q1+q2+q3+q4=2.81+1.32+0.134+0.49=4.756107kj/h（2） 输出r-101内的热量：a, 混合油

38、料带走的热量：q1= m油c油（t3+273.15）=(990.38+13376.40) 3.31649.15=3.09107kj/hb, 混合氢气带出的热量： q2=m氢气c氢气（t3+273.15）=(1130.95+302.70+54.85) 14.79649.15=1.43107kj/hc, 热损失约占总输入量的5.0%，其中包括混合油，混合氢气等的泄露而损失的热量和设备自身的保温不足所损失的热量：q3=q入5.0%=5.1141070.05=0.237107kj/h.q出=q1+q2+q3=3.09+1.43+0.237=4.756107kj/h3 计算热量(对r-102进行计算）：

39、（1） 输入r-102内的热量：a, 原料油输入的热量：q1=m油c油（t3+273.15）=(990.38+13376.40)3.00568.15=2.45107kj/hb, 物料中循环氢气带入的热量：q2=m氢气c氢气（t3+273.15）=(283.02+1132.08+302.70) 14.62568.15 =1.24107kj/hc, 加氢反应释放出的热量： q3=m反应氢加氢反应热=(54.85-32.87) 21463=0.047107kj/h输入的总热量：q入=q1+q2+q3=2.45+1.24+0.047=3.74107kj/h（2）输出r-102内的热量：a, 混合油料带

40、走的热量： q1= m油c油（t4+273.15）=(990.38+13376.40) 3.01576.15=2.49107kj/hb, 混合氢气带出的热量：q2=m氢气c氢气（t4+273.15）=(1130.95+302.40+54.85) 14.64576.15=1.24107kj/hc, 热损失约占总输入量的0.27%，其中包括混合油，混合氢气等的泄露而损失的热量和设备自身的保温不足所损失的热量： q3=q入0.27%=3.741070.0027=0.0101107kj/h.因此：q出=q1+q2+q3=2.49+1.24+0.01=3.74107kj/h 表（q-3） 反应塔的热量衡

41、算表项目加氢改质塔-r-101加氢精制塔-r-102107×kj/h,q入107×kj/h,q出107×kj/h,q入107×kj/h,q出q1:物料带入热量4.2663.69q2：加氢放出的热量0.490.047q4:物料带出的热量4.523.73q5：设备损失的热量0.2370.01合计4.7564.7573.743.74设备的选型计算：2.4.1设备选型及设计的原则：化工设备是进行化工生产过程的物质基础，它对装置的生产能力，操作过程的稳定性和可靠性、产品的质量有一定的影响。因此设备的选型工艺计算是工艺设计中一个很重要的环节。设备的选型计算应遵循以下

42、原则： 合理性。设备必须满足工艺设计的一般要求，设备要与工艺流程、生产规模、操作条件、控制水平等相适应，同时又能发挥每个设备的生产能力。 先进性。设备的运转可靠性、自控水平、生产能力、生产效率要尽可能达到先进水平。 安全性。生产过程稳定，有一定的弹性。工人在操作时劳动强度小，便于操作。安全可靠，无事故隐患。 经济性。设备投资费用和操作费用要低。设备易于加工、维修及更新，且没有特殊的维护要求，对建筑地基和厂房等无苛刻要求。主要设备的选型计算：润滑油基础原料油常压分馏塔的设计及选型：1 基础数据及计算步骤在进行工艺计算时要充分利用已知的原油的性质数据，借助经验图表与公式，通过物料恒算和热量衡算进行

43、。计算时要着重考虑如何使塔内气液相负荷分布均匀，有较好的分馏效率，在保证产品质量和收率的前提下，节约投资，降低能耗，减少环境污染。（1） 收集基础数据如原料油的性质，及实沸点蒸馏数据。处理量几年开工时间。加工方案及产品质量。气提蒸汽的温度和压力等。（2） 设计计算步骤塔板数，回流比与油品分馏精确度原料油是复杂的混合物，原料油分馏过程中的回流比，最少塔板数的计算目前还只是限于经验方法。下表列举了文献推荐选用的塔板数。表（x-1） 推荐的塔板数塔板位置典型板数范围效率，%轻石脑油重石脑油64100.60.8重石脑油轻煤油64100.60.8轻煤油轻柴油4280.50.7轻柴油重柴油4280.50.

44、7闪蒸段3160.5 2 汽提型式及水蒸气用量汽提方式有两种，一种是重沸汽提或间接汽提，一是水蒸气汽提或直接汽提。本设计用直接汽提，通常用压力290kpa温度约为400oc的过热水蒸气，以防止凝结水造成的突沸汽提蒸汽用量表如下；油品从主塔抽出层到汽提塔出口的温降为8-10oc，气体离开汽提塔的温度较进入的油温低3-8oc。用重沸器汽提时，油品从抽出层到汽提塔出口温升为17oc，汽提离开汽提塔温度较进入的油温高5.5oc。表（x-2）汽提蒸汽用量表精馏塔名称油品名称蒸汽用量，kg/100kg产品油初馏塔塔底油1.21.5常压塔溶剂油1.52煤油23.2轻柴油23重柴油24轻润滑油24塔底重油24

45、减压塔中，重润滑油24残渣燃料油24残渣汽缸油253 分馏塔的操作压力原油常压分馏塔通常在稍高于大气压力下操作，压力的大小与下述因素有关。如塔顶产品的冷凝量，回流油罐的压力要在103245kpa下操作等。原油常压分馏塔的操作压力可以增加到196294kpa，但不应太高。根据下表的塔板的压降数据，就能计算出分馏塔各处压力。表（x-3） 塔板压降值表塔板型式压力降，kpa减压操作常压操作泡 帽0.530.800.330.40浮 阀0.40.670.230.27筛 板0.270.530.2舌 型0.270.530.170.20浮动喷射0.270.530.200.27金属破沫网0.130.270.13

46、0.274 确定分馏塔各点温度（1）汽化段温度汽化段油气分压按下式计算：p油=p 式中： p汽化段压力； n油油气摩尔流速； n汽水蒸气摩尔流速。（2） 塔底温度进料油中未汽化的重质油与精馏段流下的回流液在汽提段中被水蒸气汽提，当其中轻组分汽化时油料温度降低，因此塔底温度比汽化段温度低。原油分馏塔塔底温度一般可取低于汽化段517oc温度。（3）侧线温度严格的说，油品分馏塔侧线温度应该是未经汽提的侧线产品在该侧线处油气分压下平衡汽化泡点温度。它比汽提后的侧线产品平衡汽化泡点温度略低，但是为了简化，可按汽提后产品计算。以煤油侧线为例，其油气分压用下式计算.p煤油=p*式中：n内，n水汽，n汽油分别

47、为该抽出板处内回流，水蒸汽，汽油蒸汽的摩尔流速。p煤油抽出板处压力。（4）塔顶温度应为塔顶产品在该处油气分压下平衡汽化的露点温度。塔顶油气分压按下式计算。 p汽油=p*式中：p塔顶压力； n回流塔顶回流摩尔流速。5 确定塔径与塔高（1）塔径通常，塔径大小主要取决于塔内蒸汽负荷。在不发生过多的雾末夹带或出现液泛的条件下，确定其最大允许空他线速度。根据蒸汽负荷和允许空塔线速度，即可求得所需的塔径。采用不同类型的塔板，有不同的计算方法，现以浮阀塔为例进行简介。(a) 选定塔板间距 对雾末夹带，物料的起泡性，塔的操作弹性及安装，检修的要求几个因素综合考虑，参考下表选定塔板间距。表（x-4） 浮阀塔板板

48、间距ht与塔径d的关系塔板直径d，mm塔板间距ht，mm6007003003504508001000350*45050060012001400350*450500600800*16003000450*50060080032004200600800（b）计算最大允许气体速度wmax wmax=式中：wmax塔板气相空间截面积上最大允许气体速度，m/s； g重力加速度，9.81m/s2； rv气相重度，kg/m3; rl液相重度，kg/m3; ht塔板间距，m; vv气体体积流速，m3/s; vl液体体积流速，m3/s.(c) 计算适宜的气体操作速度wawa=k*ka*wmax （1）式中：wa塔

49、板气相空间截面上的适宜气体速度，m/s; k安全系数，对直径大于0.9m,ht0.5m的常压或加压操作的塔，k=0.82;对直径小于0.9m,或塔板间距ht0.5m,以及真空操作的塔，k=0.550.65(ht大时k取大值)。 ka系统因素，按下表取值。 系 统 因 素 ks 表系统名称系统因素ks用于式（1）用于式（2）（3）（4）炼油装置较轻组分的分馏系统，如原油常压塔，气体分馏塔等0.951.00.951.0炼油装置重黏油品分馏系统，如常减压的减压塔等0.850.90.850.9无泡沫的正常系统11氟化物系统，如bf3，氟利昂0.90.9中等气泡系统，如油吸收塔，胺及乙二醇再生塔0.85

50、0.85重度起泡沫，如胺及乙二醇吸收塔0.730.73严重起泡沫，如甲乙基酮，一乙醇胺装置0.60.6泡沫稳定系统，如碱再生塔0.150.3（d） 计算气相空间截面积fa： fa=vv/wa(e) 计算降液管内液体流速vd液体在降液管内的流速可按式（2），式（3）计算，选两个计算结果中较小的 vd(1)=0.17×k×ks (2)当ht0.75米时采用式（3）：vd(2)=7.98×10-3×k×ks× (3)当ht0.75米时采用式（4）：vd(2)=6.97×10-3×k×ks× (4)式中： vd降液管内液体流速，m/s。（f） 计算降液管面积fa降液管面积可按下面两式进行计算，取结果较大的值。 fd(1)=vl÷vd （5） fd(2)=0.11fa （6）式中：fd计算的降液管面积，。（g） 计算塔径dc： dc= ； 式中：dc塔径，m。最后根据计算所得塔径dc再按国内标准浮阀塔系列进行圆整，确定采取的塔径尺寸。然后再校核空塔线速是否适宜，并按式（5），（6）复算降液管面积fd