年产10万吨润滑油加氢改质基础油-物料衡算 - 副本

1、- - -1全装置工艺数据：生产规模：年产45万吨焦化汽油加氢；生产时间、年工作时：8000小时氢气用量、加氢反应：加氢仅h2,冷H2，循环h2,改质焦化汽油加氢改质基础油C5、C9；1)焦化汽油油的进料量：H2,h2s,nh3，损失掉的其中加氢处理段体积空速为：O.5h-1；而精制段加氢段体积空速为lh-1；加入脱水去杂质的焦化汽油料的量为：M=31.98x0.5x726二11608.74kg/h油由文献查知，实际参加反应的h2的量为:M=绻二H25011608.7450二232.17kg/h又因为在反应器R-102内的氢油体积比为：1000：1，则进入反应装置的氢气的量为：V=31.98x

2、0.5x1000=15900m3/h(标况H2下)在标准况态下氢气的密度为：PM101.3x103x2x10-3P=0.103kg/m3H2RT8.315x(232.17-0)故加入反应器内循环氢(不参加反应的氢气)的量为：M=15900 x0.103-232.17=1405.55kg/h循环氢气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：232.17x(1-0.8)=46.434kg/h；加氢改质油的量：(11608.74x0.93+232.17x0.8)x(1-0.02%)=10979.

3、66kg/h；损失的改质油的量为：10979.66x0.02二219.59kg/h;未参加反应的基础油料的量为：11608.74x(1-0.93)x(1-0.02%)二812.45kg/h;其中基础原油料损失的量为：11608.74x(1-0.93)x0.02%二0.16kg/h;故混合油料的总损失为：219.59+0.16二219.75kg/h；生成H2S的量为：(0.35X10-6X11608.74X0.93X34)/32=4.01X10-3kg/h生成NH的量为：(350+250)X10-6X11608.74X0.93X17)/14=7.9kg/h。3令此反应器内所有H2的损失量为：0.

4、1%，剩余的反应H2的量为：32232.17x(1-0.8)x0.999-7.9x-4.01x10-3x二45.0kg/h;1734故损失的反应H2的量为：45.0 x0.1%二0.045kg/h；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=2.174X10-3kJ/(kg*K),c=-0.163X10-6kJ/(kg*K)故不同温度下氢气的Cp=13.44+2.174X10-3T-0.163X10-6T2，其中T=273.15+1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：t1=3600C，其出口温

5、度为：t2=376OC淇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：283.02kg/h,而参加加氢反应的氢气的量为：228.17kg/h，进入下个反应的氢气的量为：54.85kg/h；循环氢气中有1132.08kg/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。加氢改质反应器：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。对加氢反应器和加氢改质反

6、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+2.174x(273.15+40)-0.163x(273.15+40)x(273.15+40)=14.11kJ/(kg*K)当t=360oC时；Cp2=13.44+2.174x(273.15+360)-0.163x(273.15+360)x(273.15+360)=14.75kJ/(kg*K)当t=376oC时；Cp3=13.44+2.174x(273.15+376)-0.163x(273.15+376)x(273.15+376)=14.79kJ/(kg*K)(2)计

7、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=3.14kJ/(kg*K),油当t=376OC时；Cp2=3.31kJ/(kg*K)；油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=303OC,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：21.98kg/h,不参加反应的混合氢气的量为：(1132.08+32.87+M)kg/h。由前面的物料衡算可知：进入此反应器的混和

8、油的一些数据：进入此反应器的混合油料的量为：812.45+10979.66=11792.11kg/h，从此反应器出来的混合油料的量为：11792.11+21.98=11814.09kg/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=303OC。计算各个温度下润滑油混合油的比热容；当t=303OC时；Cp2=3.01油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=3.00kJ/(kg*K)，油进入此反应器的混氢的一些数据：进入此反应器内的氢气的量为：1132.08+54.85+M=(1

9、186.93+M)kg/h。- - - -参加加氢反应的氢气的量为：21.98kg/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=303OC。计算各个温度下氢气的比热容；当t=2950C时；Cp2=13.44+2.174x(273.15+295)-0.163x(273.15+295)x(273.15+295)=14.62kJ/(kg*K)当t=303OC时；Cp3=13.44+2.174x(273.15+303)-0.163x(273.15+303)x(273.15

10、+303)=14.64kJ/(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：Q+Q+Q=Q+Q+Q123456式中Q1所处理各股物料带入设备的热量，千焦Q2由加热剂或冷却剂传给设备和物料的热量,千焦Q3各种热效应如化学反应热效应溶解热等，千焦Q4离开设备各股物料带走的热量，千焦Q5消耗在加热设备上的热量，千焦Q6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：(11608.74x3.14x633.15x1160

11、.8x633.15+228.17Q+Mx14.11x313.15)x0.95=(11608.74+228.17)x3.31x649.15+(1132.08+54.85+M)x14.79x649.15将此方程化简可得：Q三13888.21+25M而后对加氢精制反应器内的物料列热平衡方程14366.78x3.00 x568.15+(1186.93+M)x568.15x14.62+21.98三(14366.78+21.98)x3.01x576.15+(1132.08+32.87+M)x14.64x576.15将此方程化简可得：Q二19690-50+5.85M由方程(2)与(4)可知：M=303kg/

12、h,Q=21463KJ/h。损失掉的氢气总量为：0.055+(303+1132.08)x0.1%二1.78Kg/h14(4)改质油的量：10797.66-7.9x二13376.40kg/h17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11608.74812.45加氢改质基础油13376.40预参加反应的H2232.1745.0降温的冷H2303302.70循环氢气中不反应的H214055.0514050.03损失的混合油219.75泄漏的总的H20.0045生成的H2S4.01x10-3生成的NH37.9合计26198.9616213

13、.5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：工Q=工H+SH12其中丫Q表示设备或系统与外界各种交换热量之和，其中包括热损失（低温时传入的热量），千焦H1表示离开设备或系统各股物料的焓和，千焦EH2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：Ql+Q2+Q3=Q4+Q5+Q6式中Q1所处理各股物料带入设备的热量，千焦Q2由加热剂或冷却剂传给设备和物料的热量，千焦Q3各种热效应如化学反应热效应溶解热等，千焦Q4离开设备各股物料带走的热量，千焦Q5消耗在加热设备上的热量，千焦Q6设备向外界环境散失的热量，千焦上述公式是通用的

14、，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：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

15、则Q2可以忽略不计。于是热量平衡方程为：Q1+Q3=Q4+Q5,或工Q入=工Q出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）反应塔物料平衡表物料名称进料量kg/h出料量kg/h润滑油基础油11608.74812.45加氢改质基础油13376.40预参加反应的H2232.1745.0降温的冷H2303302.70循环氢气中不反应的H214055.0514050.03损失的混合油219.75泄漏的总的H20.0045生成的H2S4.01x10-3生成的N

16、H37.9合计26198.9616213.5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。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，OC14.11403.0014.622953.0114.643033.1414.753603.3114.79376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：原料油输

17、入的热量：Q1=Mxcx(tl+273.15)=14151.15水3.14水633.15=2.81水10?KJ/h油油物料中循环氢气带入的热量：Q2=MxCx(tl+273.15)=(283.02+1132.08)x14.75x633.15氢气氢气=1.322x107KJ/h用于降温用的冷氢带入的热量：Q3=MxCx(t2+273.15)=303.00 x14.11x(273.15+40)=0.134x107KJ/h冷氢冷氢加氢反应释放出的热量：Q4=Mx加氢反应热=(283.02-54.85)x21463=0.49x107KJ/h反应氢输入的总热量：Q=Q1+Q2+Q3+Q4=2.81+1.

18、32+0.134+0.49=4.756x107KJ/h入(2)输出R-101内的热量：混合油料带走的热量：Q1=MxCx(t3+273.15)油油=(990.38+13376.40)x3.31x649.15=3.09x107KJ/h混合氢气带出的热量：Q2=MxCx(t3+273.15)氢气氢气=(1130.95+302.70+54.85)x14.79x649.15=1.43x107KJ/h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=Qx5.0%=5.114x107x0.05=0.237x107KJ/h.入Q=Q1+Q2+Q

19、3=3.09+1.43+0.237=4.756x107KJ/h出3计算热量(对R-102进行计算)：输入R-102内的热量：原料油输入的热量：Q1=MxCx(t3+273.15)=(990.38+13376.40)x3.00 x568.15=2.45x107KJ/h油油物料中循环氢气带入的热量：Q2=MxCx(t3+273.15)氢气氢气=(283.02+1132.08+302.70)x14.62x568.15=1.24x107KJ/h加氢反应释放出的热量：Q3=Mx加氢反应热=(54.85-32.87)x21463=0.047x107KJ/h反应氢输入的总热量：Q=Q1+Q2+Q3=2.45

20、+1.24+0.047=3.74x107KJ/h入输出R-102内的热量：A,混合油料带走的热量：Q1=MxCx(t4+273.15)=(990.38+13376.40)x3.01x576.15=2.49x107KJ/h油油混合氢气带出的热量：Q2=MXCx(t4+273.15)氢气氢气=(1130.95+302.40+54.85)x14.64x576.15=1.24x107KJ/h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=Qx0.27%=3.74x107x0.0027=0.0101x107KJ/h.入因此：Q=Q1+Q

21、2+Q3=2.49+1.24+0.01=3.74x107KJ/h表(Q-3)反应塔的热量衡算表项目加氢改质塔-R-101加氢精制塔-R-102107XkJ/h,Q入107XkJ/h,Q岀107XkJ/h,Q入107XkJ/h,Q岀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

22、艺设计中一个很重要的环节。设备的选型计算应遵循以下原则：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：焦化汽油基础原料油常压分馏塔的设计及选型：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

23、验图表与公式，通过物料恒算和热量衡算进行。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4100.60.8重石脑油轻煤油4100.60.8轻煤油轻柴油280.50.7

24、轻柴油重柴油280.50.7闪蒸段160.5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）塔板压降值表压力降,kPa塔板型式常压操作减压操作0.530.800.330.400.40.670.230.270.270.530.20.270.530.170.20浮动喷射0.270.530.200.27金属破沫网0.130.270.130.27确定分馏塔各点温度1）汽化段

25、温度汽化段油气分压按下式计算：P油=卩X式中：P汽化段压力；n油油气摩尔流速；n油+n气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*n水汽+n汽油+n内式中：n内,n水汽,n汽油分别为该抽出板处内回流,

26、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P汽油=P*n汽油汽油回流流水汽式中：P塔顶压力；n回流塔顶回流摩尔流速。确定塔径与塔高塔径通常，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)浮阀塔板板间距Ht与塔径D的关系塔板

27、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Wmax0.055JgHt:rlrvWmax=1丄2Vlr八rvVV帀式中：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;VI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

28、：Wa塔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HtW0.5m，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BF，氟利昂30.90.9中等气泡系统，如油吸收塔，胺及乙二醇再生塔0.850.8

29、5重度起泡沫，如胺及乙一醇吸收塔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计算气相空间截面积Fa：Fa=Vv/Wa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TOC o 1-5 h z的V=0.17XKXKs(2)d(1)当Ht0.75米时采用式(4)：V=6.97X10-3XKXKsXdrv(4)d(2)式中：Vd降液管内液体流速，m/s。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。TOC o 1-5 h zFd=V-FV(5)ldFd=0.11Fa(6)(2)式

30、中：Fd计算的降液管面积，皿鶴I计算塔径De：De二；式中：De塔径，m。0.785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,再根据标准参考复算的Fd选用合适的降液管面积。F=()XF；式中：Ft,F分别为计算的和圆整后的塔截面积，m?dFtdF、F分别为计算的和圆整后的降液管面积，m?。dd2，确定它的高度(不包括裙座)H；H=Hd(n2)XHtHbHf式中：H塔高(切线到切线)，m;Hd塔顶部空间高度，m；Hb塔底部空间高度，m；Ht塔板间距，m；Hf进料段高度，m；其中n实际塔板数。确定

31、塔板型式和塔板数选用浮阀塔板。参照上述所推荐数值选定塔板数如下：汽油煤油段9层煤油轻柴油6层轻柴油重柴油6层重柴油汽化段3层塔底汽提段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34层。常压塔计算草图将所要计算的常压塔塔体，塔板，进料及产品进出口，中段循环回流，汽提返塔，侧线及塔底汽提点等数据和位置绘制成草图如下图所示，然后陆续填入物料流量及操作条件。计算草图使设计一目了然，便于分析和避免差错。汽油997.52kg/h蒸汽288.73k/h159KPa170C60C塔顶冷回流5257k/h163KPa180C第一中段回流913420C煤油汽提蒸汽22.8k/h煤油14

32、2.5k/h172KPa168Kpa第二中段回流进料油的量14250.20k/h256C182022315C2730353C3134420C轻柴油汽提蒸汽量8.55k/h轻柴油285k/h420C重柴油汽提蒸汽量3.98k/h:重柴油142.5k/h174KPa420C塔底汽提蒸汽253.4k/h346C塔底重油12670k/h图A常压塔的计算草图确定操作压力：取塔顶产品罐压力为130KPa。塔顶采用二级冷凝冷却流程，取塔顶空冷器压力降为10KPa，后冷却壳程压力降取17KPa。塔顶压力=130+10+17=157KPa（绝）取每层浮阀塔板压力降为0.53kPa,推算常压塔各关键部位压力（kP

33、a）。TOC o 1-5 h z塔顶压力159一线抽出板（第9层）上压力163二线抽出板（第18层）上压力168三线抽出板（第27层）上压力172汽化段压力（第30层下）压力174取转油线压力降为35kPa,则加热炉出口压力=174+35=209kPa确定汽化段温度：（1）汽化段进料的汽化率与过气化度取进料的3%（重）或3.03%（体）为汽化度，即过汽化量为14250.20X0.03=427.51kg/h，进料在汽化段中的汽化率：e=（7+1+2+2+1+3.03）%=14.03%1（2）汽化段的油气分压汽化段的各物料的流量如下：Kmol/h；汽油10.52煤油0.94轻柴油1.31重柴油0.

34、49过汽化油1.43（分子量取300）油气量合计14.69塔底汽提蒸汽14.05汽化段分压为：174X14.69（14.69+14.05）=89kPa。确定塔底的温度：取塔底温度比汽化段温度低于7oC，即；塔底的温度=353.5-7=346.5oC全塔的热平衡及回流热的分配1）假设塔顶及各侧线温度塔顶温度107OC煤油抽出板（第9层）的温度180OC轻柴油抽出板（第18层）的温度256OC重柴油抽出板（第27层）的温度315OC按所假设的温度条件作全塔热平衡，汇总数据列于表（e-3）,由此求出全塔回流热Q。表(e-3)全塔热平衡数据物料流率，kg/h密度，p操作条件焓，kJ/kg热量，GJ/h

35、压力,kPa温度，C汽相液相进料14250.20.885174353.543.1313.62汽提蒸汽288.73294420141.570.96入方合计14538.9314.58汽油997.520.779115910754.910.61煤油142.50.79941631803.010.063轻柴油2850.82651682568.430.184重柴油142.50.84841723153.840.117重油12255.170.9416177346.545.4510.52水蒸气288.73159107115.270.78出方合计14538.9312.27回流热：Q=(14.58-12.27)X10

36、6=2.31GJ/h回流方式及回流热分配塔顶采用二级冷凝冷却流程，塔顶回流温度定为60oC。采用两个中段回流,第一个位于煤油侧线与轻柴油侧线之间（第1113层），第二个位于轻柴油侧线与重柴油侧线之间（第2022层）。回流热分配如下：塔顶回流取热50%Q0=11.155GJ/h第一中段回流取热20%Qc1=0.462GJ/h第二中段回流取热30%Qc2=0.693GJ/h侧线及塔顶温度的校核：（1）重柴油抽出板（第27层）的温度作第27层以下塔板段的热平衡数据见下表（e-4）.表（e-4）第27层以下塔段的热平衡操作条件焓，kJ/kg物料流率,kg/h密度，p压力，kPa温度，C汽相液相热量，G

37、J/h45.4510.47水蒸气257.38170282142.60.781内回流L0.836170282942出方合计142507.58+L12.761+942L进料14250.243.1313.62汽提蒸汽253.4294420181.60.84内回流L0.846172308入方合计14503.6+L14.46+795L- - - -汽油997.52煤油142.5轻柴油285重柴油142.5重油12255.17水蒸气253.4内回流出方合计14503.6+L0.77910.79940.82650.84840.9411172172172172177315315315315346.597.06

38、7.1513.52795795L3.8445.451.080.150.2950.11710.470.846172172315315170.160.7910261026L12.90+1026L所以，内回流：L=(14.46-12.90)X106/(1026-795)=6753.25kg/h或L=6753.25/282=23.95kmol/h重柴油抽出板上方汽相总量为：12.01+1.31+0.49+23.95+14.05=51.81kmol/h油气分压为：172X(23.95/51.81)=79.51kPa由重柴油常压恩氏蒸馏数据换算为79.51kPa下平衡汽化0%点温度。馏出，%0103050

39、恩氏蒸馏温度，C289316328341平衡汽化温差，C271213常压下平衡汽化温度，C359减压下平衡汽化温度，C315.5338由以上过程求得在79.51kPa下重柴油的泡点温度为315.5C，与原假设的315C很接近，所以认为原假设温度是正确的。轻柴油和煤油抽出板温度用以上的方法可以得到的校核结果证明所假设的温度是正确的，故轻柴油抽出板的温度为256C，煤油抽出板的温度为180C。塔顶的温度塔顶冷回流温度t=60C,其焓值h为163.3kJ/kg,塔顶温度t=107C,回流0t01(汽油)蒸汽的焓为h=611kJ/kg。故塔顶冷回流量为：t1L=Q/(h-h)=2.35X106/(61

40、1163.3)=5257.11kg/h00t0t1塔顶的油气量为：5257.11+997.52)/95=65.84kmol/h塔顶水蒸气量为：288.73/18=16.04kmol/h塔顶油气分压为：159X(65.84/(65.84+16.04)=127.85kPa汽油的焦点温度为328.5C,焦点压力为5.9Mpa,常压下的露点为108.9C,据此可以在平衡汽化坐标纸上求得在油气分压为105kPa下平衡汽化100%点温度为110.2C考虑不凝气的存在，则塔顶温度应为：110.2X0.97=106.9C与原来假设的温度107C很接近，最后校核在塔顶条件下，水蒸气是否会冷凝,塔顶水蒸气分压为：159-105=54kPa与此压力相应的饱和水蒸气温度为83C,远低于塔顶温度107C,故水蒸气处于过热状态而不会冷凝。计算塔径和塔高：(1)塔径从全塔汽，液负荷分布可以看出，为了提高热回收率，加大第二中段回流取热比，使二中段回流抽出板处负荷最大。按照前述原则，应以此处气相负荷为基准计算塔径。二中抽出板下塔段热平衡见表(e-5)。物料进料汽提蒸汽内回流入方合计汽油煤油轻柴油重柴油流速,kg/h14250.2257.38表(e-5)二中抽出板下塔段热平衡密度,kg/m