辽河原油150万吨年常减压装置常压塔工艺计算毕业设计.doc

前 言一、蒸馏过程的目的石油是极其复杂的混合物。要从原油提炼出多种多样的燃料、润滑油和其他产品，基本的途径是：将原油分割为不同沸程的馏分，然后按照油品的使用要求，除去这些馏分中的非理想组分，或者是经由化学转化形成所需要的组成，进而获得合格的石油产品。因此，炼油厂必须解决原油的分割和各种石油馏分在加工过程中的分离问题。蒸馏正是一种合适的手段，而且也是一种最经济、最容易实现的分离手段。它能够将液体混合物按其所含组分的沸点或者蒸汽压的不同而分离为轻重不同的各种馏分。几乎在所有的炼油厂中，第一个加工装置就是蒸馏装置。借助于蒸馏过程，可以按所制定的产品方案将原油分割成相应的直馏汽油、煤油、轻柴油或重柴油馏分及各种润滑油馏分；也可以按照不同的生产方案分割出一些二次加工所用的原料，进一步提高轻质油的产率或改善产品的质量。二、装置生产方案的确定 本设计所用原油为辽河油田欢喜岭地块原油。辽河油田地质构造复杂，重质低凝环烷基原油储量较为丰富，这种重质低凝环烷基原油具有密度大、粘度高的特点，往往含有大量的胶质、沥青质，所以又称沥青基原油，可以生产各种优质沥青。通常还含有大量的环状烃和较多的芳烃，含蜡低，甚至不含蜡，是生产某些特种润滑油的良好原料，用它生产的低凝环烷基润滑油可以作为电气绝缘油、冷冻机油、橡胶工艺用油、润滑脂的基础油等。本设计为150万吨/年辽河原油加工方案，由于只对常压蒸馏部分进行工艺计算，故确定的方案如下：从初馏点至195可作为汽油的调合组分。195300可作为轻柴油的调合组分。300339可作为电气绝缘油的基础原料。339399可作为橡胶工艺用油的基础原料。三、流程的确定及特点装置加工辽河低凝环烷基原油，生产润滑油基础原料和优质的道路沥青原料，流程的特点是燃料润滑油型装置，工艺路线为原油进装置换热电脱盐常压炉常压塔减压炉减压塔。装置未设初馏塔（闪蒸塔）是因为所加的原油属重质原油，轻组分较少的缘故。常压塔设三条侧线，二个中循环回流。常顶油作为汽油的调合组分（汽油产品升级后可作为化工裂解原料），常一线作为轻柴油的调合组分，常二线作为电气绝缘油的基础原料，常三线作为橡胶工艺用油的基础原料。设计中预留了增设塔顶循环回流的换热塔板。本设计只是对常减压蒸馏装置的常压塔进行设计，其余部分包括减压塔、加热炉、抽真空系统、换热网络、机泵、容器等不在本设计的范围内。毕业设计任务书一.题目辽河原油150万吨/年常减压装置常压塔工艺计算二.基础数据1.产品性质馏分d4200%10%30%50%70%90%100%常顶0.768876108128140149163187常一0.8768213225240257272289302常二0.9059286301310316321327334常三0.9377332348362374398422439常底0.99262724002.原油实沸点馏程d420=0.9730馏分0-200200-300300-350350-400400-450450-500500收率v%1.428.899.105.3213.5815.7446.95 3.设计加工量150万吨/年三.内容要求 1.说明部分（1）蒸馏过程的目的（2）装置生产方案的确定（3）流程的确定和特点 2.计算部分（1）常压塔参数的确定（2）塔板的设计（3）塔板水力学计算 3.绘图部分（1）常压塔设备图（2）常减压装置工艺流程图第一部分 常压塔参数的确定一、 相关计算1. 体积平均沸点由公式tv=(t10+t30+t50+t70+t90)/5得：常顶 tv=(108+128+140+149+163)/5=137.6常一 tv=(225+240+257+272+289)/5=256常二 tv=(301+310+316+321+327)/5=315常三 tv=(348+362+374+398+422)/5=380.82. 恩氏蒸馏曲线斜率由公式 S =（t90- t10）/（90-10）得：常顶 S =（163-108）/（90-10）=0.6875 /%常一 S =（289-225）/（90-10）=0.8000 /%常二 S =（327-301）/（90-10）=0.3250 /%常三 S =（422-348）/（90-10）=0.9250 /%3. 立方平均沸点由公式 tcu=tv-3得： ln3=-0.82368-0.089970 tv0.45+2.45679s0.45常顶 3=1.53 tcu=137.6-1.53=136.07 常一 3=1.36 tcu=256-1.36=254.6 常二 3= 0.18 tcu=315-0.18=314.82 常三 3=1.28 tcu=380.8-1.28=379.51 4. 中平均沸点由公式 tmc=tv-4得： ln4=-1.53181-0.0128 tv0.6667+3.64678s0.3333常顶 4=3.84 tmc=137.6-3.84=133.75 常一 4=1.36 Tmc=256-3.81=252.19 常二 4= 3.54 Tmc=315-3.54=311.46 常三 4=3.86 tmc=380.8-3.86=376.9 5. 特性因数K 查石油化工工艺计算图表P57图2-1-2常顶 K=11.6常一 K=11.2常二 K=11.3常三 K=11.26. 比重指数API由公式API=141.5/d15.6-131.5得: 常顶 API=50.76常一 API=29.13常二 API=24.01常三 API=18.797. 各馏分分子量 查石油化工工艺计算图表P57图2-1-2常顶 M=115常一 M=192常二 M=242常三 M=3058. 平衡汽化温度（1）常顶：1)换算50%点温度恩式蒸馏10%-70%斜率=（149-108）/（70-10）=0.68 /%查石油化工工艺计算图表P77图2-2-4得：平衡汽化50%-恩氏蒸馏50%点=-8平衡汽化50%=140-8=1322)查平衡汽化曲线各段温差查石油化工工艺计算图表P76图2-2-3得曲线线段恩氏蒸馏温差平衡汽化温差50%70% 9 370%90% 14 390%100% 24 43)推算平衡汽化曲线各点温度70%=132+3=13590%=135+3=138100%=138+4=142（2）常一：同上步骤查得平衡汽化50%点-恩氏蒸馏50%点=2则平衡汽化50%=257+2=259曲线线段 恩氏蒸馏温差 平衡汽化温差0%10% 12 410%30% 15 830%50% 17 9各点平衡汽化温度30%点=259-9=25010%点=250-8=2420%点=242-4=238（3）常二：同上步骤查得平衡汽化50%点-恩氏蒸馏50%点=12则平衡汽化50%=31612=328曲线线段 恩氏蒸馏温差 平衡汽化温差0%10% 15 610%30% 9 430%50% 6 3各点平衡汽化温度30%点=328-3=32510%点=325-4=3210%点=321-6=315（4）常三：同上步骤查得平衡汽化50%点-恩氏蒸馏50%点=16则平衡汽化50%=37416=390曲线线段 恩氏蒸馏温差 平衡汽化温差0%10% 16 610%30% 14 830%50% 12 5各点平衡汽化温度30%点=390-5=38510%点=385-8=3770%点=377-6=3719. 临界温度由计算式 tc=85.66+0.9259D-0.0003959D2 D=S（1.8tb+132） 式中tc临界温度 tb体积平均沸点 S相对密度d 15.6常顶 D=0.7736（1.8137.6+132）=293.7 tc=85.66+0.9259293.7-0.0003959293.72 =323.4常一 D=0.8879（1.8256+132）=526.3 tc=85.66+0.9259526.3-0.0003959526.32 =463.3常二 D=0.9059（1.8315+132）=633 tc=85.66+0.9259633-0.00039596332 =513.5常三 D=0.9377（1.8380.8+132）=766 tc=85.66+0.9259766-0.00039597662 =563.510.临界压力 公式的计算式 Pc=6.14831012-2.3177S2.4858/1.013105 式中 Pc临界压力 atm Tb平均沸点 K S相对密度d 15.611.焦点温度由已知恩式蒸馏体积平均沸点和恩氏蒸馏10%-90%馏分的 曲线斜率查石油化工工艺计算图表P89图2-2-19得到焦点温度-临界温度的值，于是：常顶焦点温度=323.4+47=370.4常一焦点温度=463.3+24=487.312.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 曲线斜率查石油化工工艺计算图表P88图2-2-18得到焦点压力-临界压力的值，于是：常顶焦点压力=28.1+17=45.1atm常一焦点压力=21.6+7=28.6atm13.实沸点切割范围 （1）常顶：1) 换算50%点的温度查石油化工工艺计算图表P76图2-2-2则实沸点50%点温度=140+2=1422) 实沸点各段温差查石油化工工艺计算图表P75图2-2-1曲线线段恩氏蒸馏温差实沸点温差50%70% 9 1370%90% 15 1990%100% 24 263) 推算实沸点100%点温度70%=142+13=15590%=155+19=174100%=174+26=190（2）常一1) 换算50%点的温度查石油化工工艺计算图表P76图2-2-2则实沸点50%点温度=257+10=2672) 实沸点各段温差查石油化工工艺计算图表P75图2-2-1曲线线段恩氏蒸馏温差实沸点温差0%10% 12 2410%30% 15 1730%50% 17 2650%70% 15 2170%90% 17 2190%100% 13 154) 推算实沸点各点温度0%=224-24=20010%=241-17=22430%=267-26=24150%=26770%=267+21=28890%=288+21=309100%=309+15=324（3）常二1) 换算50%点的温度查石油化工工艺计算图表P76图2-2-2则实沸点50%点温度=316+17=3332) 实沸点各段温差查石油化工工艺计算图表P75图2-2-1曲线线段恩氏蒸馏温差实沸点温差0%10% 15 2810%30% 9 1830%50% 6 1050%70% 5 770%90% 6 890%100% 7 85) 推算实沸点各点温度0%=305-28=27710%=323-18=30530%=333-10=32350%=33370%=333+7=34090%=340+8=348100%=348+8=356（4）常三1) 换算50%点的温度查石油化工工艺计算图表P76图2-2-2则实沸点50%点温度=374+26=4002) 实沸点各段温差查石油化工工艺计算图表P75图2-2-1曲线线段恩氏蒸馏温差实沸点温差0%10% 16 3010%30% 14 2830%50% 12 2050%70% 24 3270%90% 24 2890%100% 17 196) 推算实沸点各点温度0%=352-30=32210%=380-28=35230%=400-20=38050%=40070%=400+32=43290%=432+28=460100%=460+17=47714.原油常压平衡汽化曲线（1）原油实沸点馏程d420=0.9730馏分0-200200-300300-350350-400400-450450-500500收率v%1.428.899.105.1213.7815.7446.95（2）推算每10%点的温度实沸点v%10203040506070温度293355419455487521547（3）参考线各点参数S10-70%=（547-293）/60=4.2 /%10%=29320%=293+4.2（20-10）=33530%=293+4.2（30-10）=37740%=293+4.2（40-10）=41950%=293+4.2（50-10）=461（4）查石油化工工艺计算图表P80图2-2-7查得参考线的斜率为2.8/% ，由图2-2-7查得F=22，所以参考线平衡汽化50%点=461-22=439由平衡汽化参考线的50%点和斜率可计算得其它点温度:0%点=439-2.8（50-0）=29910%点=439-2.8（50-10）=32720%点=439-2.8（50-20）=35530%点=439-2.8（50-30）=38340%点=439-2.8（50-40）=41150%点=439-2.8（50-50）=439（5）计算实沸点曲线与其参考线各点温差FI%10%点=293-293=020%点=355-335=2030%点=419-377=4240%点=455-419=3650%点=487-461=26（6）由石油化工工艺计算图表P80图2-2-7查出平衡党汽化各点的温差T，10%点的比值为0.4,20%点的比值为0.35,其余各点为0.3310%点=00.4=020%点=200.35=730%点=420.33=1440%点=360.33=1250%点=260.33=8（7）平衡汽化曲线各点的温度为：10%点=327+0=32720%点=355+7=36230%点=383+14=39740%点=411+12=42350%点=439+8=447将以上数据汇总原油常压切割方案及产品性质产品平 衡 汽 化 温 度 实沸点馏程实沸点切割点0%10%30%50%70%90%100%常顶132135138142190195常一238242250259200324300常二315321325328277356339常三371377385390322477374油品有关性质参数油品密度20g/cm3比重指数API特性因数K相对分子量M临界参数焦点参数温度压力atm温度压力atm常顶0.768850.7611.6115323.428.1370.445.1常一0.876829.1311.2192463.321.6487.328.6常二0.905924.0111.3242513.5常三0.937718.7911.2305563.5常底0.9926二、产品收率和物料平衡 1.由上述方案，根据实沸点蒸馏曲线可得到各馏分的体积收率馏 分常顶常一常二常三常底收 率v%0.868.145.008.5077.50又已知原油的比重d420=0.9730，各馏分的重量收率为：常顶 w=（0.7688/0.9730）0.86%=0.68%常一 w=（0.8768/0.9730）8.14%=7.34%常二 w=（0.9059/0.9730）5.00%=4.65%常三 w=（0.9377/0.9730）8.50%=8.19%底常 w=（0.9926/0.9730）77.50%=79.06%常压塔物料平衡（年加工按8000小时计）项 目年加工量104t小时加工量t/h重量收率w%体积收率v%原 油150187.50100100常 顶1.251.560.680.86常 一11.0113.767.348.14常 二6.9758.724.655.00常 三12.2815.358.198.50常 底118.59148.2479.0677.502.塔板形式和塔板数 由于计算的方便，本设计采用33g F1浮阀。参照石油炼制工程（第3版）及部分炼厂的常减压装置，选定的塔板数如下：常顶常一段 12层（预留增设顶循环回流的换热塔板）常一常二段 9层常二常三段 9层常三进料段 10层塔底汽提段 4层考虑采用两个中段回流，每个回流用3层换热塔板，共6层，全塔塔板总数为50层。3.操作压力取塔顶回流罐的压力为1.20atm（a），塔顶采用一段冷凝冷却流程，4组换热器并联后使用2组并联的管壳式冷却器，冷凝冷却设施的压力降去0.1 atm，塔顶的操作压力为1.30 atm（a），取每层浮阀塔板的压力降为0.005 atm，则推算各关键部位的压力如下：塔顶 1.30常一线抽出板（第12层） 1.36 常一中返还板（第13层） 1.37常一中抽出板（第15层） 1.38常二线抽出板（第24层） 1.42常二中返还板（第25层） 1.43常二中抽出板（第27层） 1.44常三线抽出板（第36层） 1.48进料段压力 1.53取转油线压力降为0.4 atm，则加热炉出口压力为： 1.530.4=1.93 atm4.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，取汽提蒸汽用量如下：油 品质量分数 %/hkmol/h常 一340022常 二326014常 三346025常 底3.55200289合 计63203515.常压塔计算草图 6.汽化段温度的确定 （1）取过汽化度为进料量的2%（重量）或2.03%（体积），即汽化量为3750/h。 要求进料在汽化段的汽化率为eF为： eF=（0.86+8.14+5.00+8.50+2.03）%=24.53% （2）汽化段的油汽分压 汽化段各物料量（过汽化分子量取320）：油 品t/h/hkmol/h常 顶1.56156013.6常 一13.761376071.7常 二8.72872036.0常 三15.351535050.3过汽化油3.75375011.7合 计43.1443140183.3汽化段的油汽分压为：1.53183.3/（183.3329）=0.547 atm（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371，利用石油炼制工程图 3-1 将371换算成0.547 atm下的温度为348，从该交点做垂直于横坐标的直线A，在A线上找到348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0.547 atm下的平衡汽化曲线。在曲线（4）查得当eF=24.53%时的温度为356，此即为汽化段的温度tF.（4）汽化段温度tF的校核当eF=24.53%、tF=356时，进料在汽化段的焓计算如下：进料带入汽化段的热量QF（P=1.53atm t=356）物 料焓 kcal/kg热 量kcal/h汽相液相常 顶2802801560=0.44106常 一26726713760=3.67106常 二2642648720=2.30106常 三26126115350=4.00106常 底206206148240=30.54106过汽化油2602603750=0.97106合 计QF=41.92106 所以hF=41.92106/187500=223 kcal/kg 再按上述方法作出原油在加热炉出口压力1.93atm下的平衡汽化曲线（3），设定加热炉出口温度为365，由曲线（3）读出在365时的汽化率为18.7%（体积）。显然，e0eF ,即在加热炉出口条件下过汽化油和部分常三线油处于液相，据此可算出在加热炉出口条件下的焓值h0。进料在加热炉出口携带的热量（P=1.93atm t=365）物 料焓 kcal/kg热 量kcal/h汽相液相常 顶2882881560=0.45106常 一27527513760=3.78106常 二2722728720=2.37106常 三汽相2692698520=2.29106液相2252256830=1.54106常 底214214148240=31.72106合 计42.15106 所以h0=42.15106/187500=225 kcal/kg 校验结果表明h0略高于hF，所以在设计的汽化温度356之下，能保证所需的拔出率，又能防止或减轻因油品裂解对侧线产品质量的影响。 原油平衡汽化曲线 常压下原油实沸点蒸馏曲线常压下原油平衡汽化曲线加热炉出口原油平衡汽化曲线汽化段原油平衡汽化曲线7.塔底温度 取塔底温度比进料温度低6，塔底温度为3566=350。8.塔顶及侧线温度的假设与回流热 （1）假设塔顶及侧线温度 参考辽河石化南蒸馏装置的经验数据，假设如下：塔顶温度 112常一线抽出温度（第12层） 216常二线抽出温度（第24层） 268常三线抽出温度（第36层） 332 （2）全塔热平衡 按上述假设的条件，作出全塔热平衡，求出全塔的回流热。全塔热平衡物 料流率kg/h密度g/cm3操作条件焓kcal/kg热 量kcal/h压力atm温度汽相液相入方进料1875000.97301.5335641.92106汽提蒸汽632034207935.01106合 计46.93106出方常 顶15600.76881.301121430.22106常 一137600.87681.362161211.66106常 二87200.90591.422681561.37106常 三153500.93771.483321932.96106常 底1482400.99261.5635020129.80106水蒸气63201.301066414.05106合 计40.06106所以全塔回流热Q=（46.9340.06）106=6.87106kcal/h（3）回流方式及回流热分配 塔顶采用一段冷凝冷却流程，塔顶温度为40，采用2个中段回流。第1个回流介于常一与常二线之间（第1315层），第2个回流介于常二与常三线之间（第2527层），回流热分配如下：塔顶回流取热 40%2.75106kcal/h常一中回流取热 30%2.06106kcal/h常二中回流取热 30%2.06106kcal/h9.侧线及塔顶温度的校核 （1）常三线抽出板温度（第36层） 按图中的隔离体系做第36层以下塔段的热平衡。第36层以下塔段的热平衡物 料流率kg/h密度g/cm3操作条件焓kcal/kg热 量kcal/h压力atm温度汽相液相入方进料1875000.97301.5335641.92106汽提蒸汽520034207934.12106内回流L0.93571.48324189189L合 计46.04106189L出方常 顶15600.76881.483322630.41106常 一137600.87681.483322493.42106常 二87200.90591.483322462.14106常 三153500.93771.483321932.96106常 底1482400.99261.5635020129.80106水蒸气52001.483327503.90106内回流L0.93571.48324243243L合 计42.63106243L 由热平衡得：46.04106189L=42.63106243L 所以内回流L=63148kg/h 或63148/305=207kmol/h常三线抽出板上方汽相总量为： 13.6+71.7+36.0+289+207=617 kmol/h 内回流的分压为：1.48207/617=0.496 atm 由常三线恩氏蒸馏数据换算0.496 atm下平衡汽化0%温度。可以用石油化工工艺图表 图2-2-4和 图2-2-3 先换算常压平衡汽化数据，再用 图2-2-13 换算成0.496 atm下的平衡汽化数据。其计算结果如下：项 目0%10%30%50%恩氏蒸馏温度 332348362374恩氏蒸馏温差 161412平衡汽化温差 685常压平衡汽化温度 3713763843900.496 atm下的平衡汽化温度 331337345350 由上求得的0.496 atm下常三线抽出板的泡点温度为331，与原假设的332很接近，可以认为原假设温度是正确的。（2）常二线抽出板温度（第24层） 按图中的隔离体系做第24层以下塔段的热平衡。第24层以下塔段的热平衡物 料流率kg/h密度g/cm3操作条件焓 kcal/kg热 量kcal/h压力atm温度汽相液相入方进料1875000.97301.5335641.92106汽提蒸汽566034207934.49106内回流L0.9031.41262153153L合 计46.41106153L出方常 顶15600.76881.422682260.35106常 一137600.87681.422682112.90106常 二87200.90591.422681561.37106常 三153500.93771.483321932.96106常 底1482400.99261.5635020129.80106水蒸气56601.422687184.06106常二中2.06106内回流L0.93571.41262206206L合 计43.50106206L 由热平衡得：46.41106153L=43.50106206L 所以内回流L=54905kg/h 或54905/242=227kmol/h常二线抽出板上方汽相总量为： 13.6+71.7+289+25+227=626 kmol/h 内回流的分压为：1.42227/626=0.515 atm 由常二线恩氏蒸馏数据换算0.515 atm下平衡汽化0%温度。可以用石油化工工艺图表 图2-2-4和 图2-2-3 先换算常压平衡汽化数据，再用 图2-2-13 换算成0.515atm下的平衡汽化数据。其计算结果如下：项 目0%10%30%50%恩氏蒸馏温度 286301310316恩氏蒸馏温差 1596平衡汽化温差 643常压平衡汽化温度 3153213253280.515 atm下的平衡汽化温度 270276280283 由上求得的0.515 atm下常二线抽出板的泡点温度为270，与原假设的268很接近，可以认为原假设温度是正确的。（3）常一线抽出板温度（第12层） 按图中的隔离体系做第12层以下塔段的热平衡。第12层以下塔段的热平衡物 料流率kg/h密度g/cm3操作条件焓 kcal/kg热 量kcal/h压力atm温度汽相液相入方进料1875000.97301.5335641.92106汽提蒸汽592034207934.69106内回流L0.8741.35208116116L合 计46.61106116L出方常 顶15600.76881.362161960.31106常 一137600.87681.362161211.66106常 二87200.90591.422681561.37106常 三153500.93771.483321932.96106常 底1482400.99261.5635020129.80106水蒸气59201.362166934.10106常一中2.06106常二中2.06106内回流L0.8741.36216182182L合 计44.32106182L 由热平衡得：46.61106116L=44.32106182L 所以内回流L=34696kg/h 或34696/192=181kmol/h常一线抽出板上方汽相总量为： 13.6+14+289+25+181=523kmol/h 内回流的分压为：1.36181/523=0.471 atm 由常一线恩氏蒸馏数据换算0.471 atm下平衡汽化0%温度。可以用石油化工工艺图表 图2-2-4和 图2-2-3 先换算常压平衡汽化数据，再用 图2-2-13 换算成0.471atm下的平衡汽化数据。其计算结果如下：项 目0%10%30%50%恩氏蒸馏温度 213225240257恩氏蒸馏温差 121517平衡汽化温差 489常压平衡汽化温度 2382422502590.471atm下的平衡汽化温度 215219227236 由上求得的0.471 atm下常一线抽出板的泡点温度为215，与原假设的216很接近，可以认为原假设温度是正确的。 （4）塔顶温度 塔顶冷回流温度t0=40，其焓值为28kcal/kg，塔顶温度t1=112，油汽的热焓值为143 kcal/kg，故塔顶的冷回流量为：L=2.75106/（143-28）=23913kg/h 塔顶油汽量为： （156023913）/115=221kmol/h 塔顶水蒸气量为： 6320/18=351 kmol/h 塔顶油汽分压为： 1.30221/（221351）=0.502 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142。已知其焦点温度和压力依次为370.4和45.1 atm，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，由该相图读得油汽分压为0.502 atm时的露点温度为115，考虑到不凝气的存在，该温度乘以系数0.98，则塔顶温度为： 1150.98=112.7 与假设的112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：1.300.502=0.798 atm 相当于此压力下的饱和水蒸气温度为93，远低于塔顶112，故在塔顶条件下水蒸气处于过热状态，不会冷凝。常顶平衡汽化100%点的P-t线10.全塔汽液相负荷分布图 （1）第37层塔板汽液相负荷 按图中的隔离体系做第37层以下塔段的热平衡。第37层以下塔段的热平衡物 料流率kg/h密度g/cm3操作条件焓kcal/kg热 量kcal/h压力atm温度汽相液相入方进料1875000.97301.5335641.92106汽提蒸汽520034207934.12106内回流L0.9401.49336195195L合 计46.04106195L出方常 顶15600.76881.493382610.41106常 一137600.87681.493382513.4