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：(1)生产规模：年产45万吨焦化汽油加氢;(2) 生产时间、年工作时：8000小时；(3) 氢气用量、加氢反应： 焦化汽油仅h2,冷h2,循环h2,加氢改质加氢改质基础油，c5、c9;- 22 -h2, h2s, nh3,损失掉的(1)焦化汽油油的进料量: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 ；加入脱水去杂质的焦化汽油料的量为:m 油=31.98 0.5 726 = 11608.74kg/h由文献查知，实际参加反应的 h2的量为:mh2 =5011608.7450=232.17kg/h又因为在反应器r-102内的氢油体积比为：1000:

2、1,则进入反应装置的氢气的量为：丫心=31.98 m 0.5 m 1000 = 15900m3/h (标况 下)在标准况态下氢气的密度为:pmrt=0.103kg/m3101.3 103 2 1048.315 (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 循环氢气= 15900 0.103 -232.17 -1405.55kg/h(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：232.17父(1 -0.8) = 46.434kg/h；加氢改质油的量：(11608

3、.74 父 0.93 +232.17 父 0.8产(1 0.02%) = 10979.66kg / h ； 损失的改质油的量为：10979.66 0.02 = 219.59kg/h;未参加反应的基础油料的量为：11608.74父(1 0.93)父(1 0.02%) = 812.45kg/h;其中基础原油料损失的量为：11608.74 (1 -0.93) 0.02% = 0.16kg/h;故混合油料的总损失为：219.59 +0.16 = 219.75kg/h ;生成 h2s 的量 为：(0.35 x 10-6x 11608.74 x 0.93 x 34) /32=4.01 x 10-3kg/h

4、生成 nh的量为：(350+250) x 10-6x11608.74x0.93 x 17) /14=7.9kg/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：332232.17 (1 -0.8) 0.999 -7.9 -4.01 10 = 45.0kg/h;1734故损失的反应h2的量为：45.0 m 0.1% = 0.045kg / h ；(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=2.174x 10-3 kj/(kg*k),c=-0.16 3x 10-6 kj/(k

5、g*k) 故不同温度下氢气的 cp=13.44+2.174x 10-3t-0.163x10-6t2,其中 t=273.15+t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=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

6、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应器进行热量包算，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+2.1744 (273.15+40) -0.163乂 (273.15+40)父(273.15+40)=14.11 kj/(kg*k)当 t=360oc 时；cp2=13.44+2.174m (273.15+360) -0.163父(2

7、73.15+360)父(273.15+360) =14.75 kj/(kg*k)当 t=376oc 时；cp3=13.44+2.174x (273.15+376) -0.163父(273.15+376)乂 (273.15+376) =14.79 kj/(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储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=3.31kj/(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

8、反应器后它们的出口温度为：t2=303 c,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姓与芳姓的再饱和加氢反应，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：812.45+10979.66=11792.11 kg/h从此反应器出来的混合油料的量为：11792.11+21.98=11814.09 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

9、 c 0计算各个温度下润滑油混合油的比热容；当t=303c时；cp2油=3.01kj/(kg*k);由炼油单元过程与设备中的图石油储分的液体比热容图知；当 t=295c 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 0计算各个温度下氢

10、气的比热容；当 t=295oc 时；cp2=13.44+2.174x (273.15+295) -0.163 父(273.15+295)黑(273.15+295) =14.62 kj/(kg*k)当 t=303oc 时；cp3=13.44+2.174x (273.15+303) -0.163父( 273.15+303)父(273.15+30=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：qi q2 q3 = q4 q5 q

11、6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：(11608.74 3.14 633.15 1160.8 633.15 228.17q m 14.11 313.15) 0.95三 (11608.74 228.17) 3.31 649.15 (1132.08 54.85 m) 14.79 649.15 (1)将此方程化简可得：q =13888.21

12、25m (2)而后对加氢精制反应器内的物料列热平衡方程：14366.78 3.00 568.15 (1186.93 m) 568.15 14.62 21.98三(14366.78 21.98) 3.01 576.15 (1132.08 32.87 m ) 14.64 576.15(3)将此方程化简可得：q = 19690.50 5.85 m（4）由方程（2）与（4）可知：m=303 kg/h,q=21463kj/h。损失掉的氢气总量为：0.055 （303 1132.08） 0.1% =1.78kg/h14 -（4）改质油的量：10797.66 -7.9 x= 13376.40 kg/h17计

13、算结果如下：表（w-1）加氢改质反应器内的物料衡算表进料量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26198.9616213.5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：、q =、h1、h2其中1 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），千焦工h1表示离开设

14、备或系统各股物料的燃和，千焦工h2表示进入设备或系统各股物料的燃和，千焦在解决实际问题中，热平衡方程还可以写成一下形式：qi q2 q3 =q4 q5 q6式中 qi 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，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

15、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姓与芳姓的再饱和反 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z q入q 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

16、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h2s4.01x103生成的nh37.9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

17、。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：a,原料油输入的热量：q1=m 油 xc 油父(t1+273.15) =14151.15x3.14x633.15=2.81x 107kj/hb,物料中循

18、环氢气带入的热量:q2=m 氢气 mc 氢气耳(t1+273.15) =(283.02+1132.08)父 14.75父 633.15 =1.322 1 07kj/hc,用于降温用的冷氢带入的热量：q3=m 冷氢 xc 冷氢父(t2+273.15) =303.00父 14.11 m(273.15+40)=0.134x107kj/hd,加氢反应释放出的热量：q4=m 反应氢 乂加氢反应热=(283.02-54.85)父21463=0.49父 107kj/h输入的总热量：q 入=q1+q2+q3+q4=2.81+1.32+0.134+0.49=4.756 107kj/h(2) 输出r-101内的热

19、量：a,混合油料带走的热量：q1= m油、油父(t3+273.15) =(990.38+13376.40) 3.31 649.15=3.09 107kj/hb,混合氢气带出的热量：q2=m氢气mc氢气父(t3+273.15)=(1130.95+302.70+54.85) 14.79 649.15=1.43 107kj/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 人父 5.0%=5.114父 107 m 0.05=0.237父 107kj/h.q出=q1+q2+q3=3.09+1.43+0.237=4.756m10

20、7kj/h3计算热量(m r-102进行计算)：(1) 输入r-102内的热量：a, 原料油输入的热量：q1=m 油父 c 油父(t3+273.15) =(990.38+13376.40)父 3.00父 568.15=2.45父 107kj/hb, 物料中循环氢气带入的热量：q2=m氢气父c氢气父(t3+273.15) =(283.02+1132.08+302.70) 14.62 568.15 =1.24 107kj/hc,加氢反应释放出的热量：q3=m 反应氢父加氢反应热=(54.85-32.87)父21463=0.047父 107kj/h 输入的总热量：q 入=q1+q2+q3=2.45+

21、1.24+0.047=3.74x 107kj/h(2)输出r-102内的热量：a, 混合油料带走的热量：q1 = m 油xc 油乂 (t4+273.15) =(990.38+13376.40)父3.01 父576.15=2.49父 107kj/hb, 混合氢气带出的热量：q2=m氢气父c氢气父(t4+273.15 ) 二(1130.95+302.40+54.85) 14.64 576.15=1.24 107kj/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 乂 0.27%=3.74父 107乂 0.0027=

22、0.010俨 107kj/h.因此：q 出=q1 +q2+q3 =2.49+1.24+0.01=3.74 107kj/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 出107xkj/h,q 入107x 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

23、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储塔的

24、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，通过物料包算和热量衡算进行。计算时要着重考虑如何使塔内气液相负荷分 布均匀，有较好的分储效率，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，及实沸点蒸储数据。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，回流比与油品分储精确度原料油是复杂的混合物，原料油分储过程中的回流比，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

25、，%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4280.5 0.7轻柴油重柴油4280.5 0.7闪蒸段3160.52分储塔的操作压力原油常压分储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 常压分储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，就能计算出分储塔各处压力。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0.53 -0.800.33 0.40浮阀0.4 -0.670.23 0.27筛板0.27-0.53

26、0.2舌型0.27-0.530.17 0.20浮动喷射0.27-0.530.20 0.27金属破沫网0.13-0.270.13 0.273确定分储塔各点温度(1)汽化段温度汽化段油气分压按下式计算:.n 油. .p=px-一六 式中：p汽化段压力；n 油气摩尔流速;n油+n气n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储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。原油分储塔 塔底温度一般可取低于汽化段 5 17oc温度。(3)侧线温度严格的说，油品分储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

27、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汽油分别为该抽出板处内回流，水蒸汽，汽油 蒸汽的摩尔流速。p一一煤油抽出板处压力。(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*n汽油+n回流nn汽油 n回流 n水汽式中：p塔顶压力；n 回流一一塔顶回流摩尔流速。4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。

28、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。塔板直径d, mm塔板间距ht, mm6007003003504508001000350*45050060012001400350*450500600800*16003000450*50060080032004200600800表(x-4) 浮阀塔板板间距ht与塔径d的关系(b)计算最大允许气体速度wmaxwmax二vlrl0.055、ght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.

29、81m/j;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,ht 0.5m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 ht&0.5m,以及真空操作的塔，k=0.55 0.65(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储系统，如原油常压塔，

30、气体分储塔等0.95 1.00.95 1.0炼油装置重黏油品分储系统，如常减压的减压塔等0.85 0.90.85 0.9无泡沫的正常系统11氟化物系统，如be,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0.850.85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v d(1)=0.17xkx ks (2)当 ht0 0.75 米时采用式(3)

31、: 52)=7.98 x 10-3 x kx ksx v ht(rl -rv) (3)当 ht0.75 米时采用式(4): vd=6.97 x10-3xkx ksx jrl -rv (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=v + m(5)fd (2)=0.11fa(6)式中：fd计算的降液管面积，m20（g）计算塔径dc： dc= - ft ; 式中：dc塔径，mi0.785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

32、积fd,再根据标准参考复算的fd选用合适的降液管面积。fd=（互）xfd;式中：ft, f 分别为计算的和圆整后的塔截面积，m2；ftfd、fd分别为计算的和圆整后的降液管面积，m202,确定它的高度（不包括裙座） h;h=hd +（n2） xht+hb）+ hf式中：h塔高（切线到切线），m;hd 塔顶部空间高度，mihb 塔底部空间高度，m；ht 塔板间距，m；hf 进料段高度，成其中n实际塔板数。1 .确定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

33、6层。全塔塔板数总计为 34层。2 .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。159kpa163kpa第一中段回流o168kpa第二中段回流172kpa进料油的量14250.20 kg/h汽油 997.52 kg/h蒸汽 288.73 kg/h170 c180 c9二1013256 c18_2022315c一27一30353 c=313460 c塔顶冷回流5257 kg/h420 c煤油汽提蒸汽22.8 kg/h, 煤油

34、142.5 kg/h420 c轻柴油汽提蒸汽量8.55 kg/h轻柴油285 kg /h420 c重柴油汽提蒸汽量3.98 kg/h重柴油142.5 kg/h174kpa420 c塔底汽提蒸汽253.4 kg /h346 c塔底重油12670 kg /h图a常压塔的计算草图3 .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0.53 kpa,推算常压塔各关键部位压力（kpa）。塔顶压力 159一线抽出板（第9 层）上压力163二线抽出

35、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35 kpa,则加热炉出口压力=174+35=209 kpa4 . 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=427.51 kg/h ,进料在汽化段中的汽化率：e 1=（7+1+2+2+1+3.03）%=14.03%（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0.49过汽化油 1.43 （分子量取300）油气量

36、合计14.69塔底汽提蒸汽14.05汽化段分压为：174x14.69 + （ 14.69+14.05 ） =89 kpa。5 . 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=346.5 oc6 . 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）的温度的温度256oc重柴油抽出板（第27 层）的温度的温度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操作条件始，kj/kg热量，

37、gj/h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（2） 回流热：q= （14.58-

38、12.27 ） x 106=2.31gj/h（3） 回流方式及回流热分配塔顶采用二级冷凝冷却流程，塔顶回流温度定为60oco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/h7.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物料流率,kg/h密度，p操作条件始，kj

39、/kg热量，gj/h压力，kpa温度，c汽相液相进料14250.243.1313.62汽提蒸汽253.4294420181.60.84内回流l0.846172308795795l入方合计14503.6+l14.46+795l汽油997.520.779117231597.061.08煤油142.50.79941723157.150.15轻柴油2850.826517231513.520.295重柴油142.50.84841723153.840.117重油12255.170.9411177346.545.4510.47水蒸气253.4172315170.160.79内回流l0.84617231510

40、261026l出方合计14503.6+l12.90+1026l所以，内回流：l=(14.46-12.90) x 106/(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储数据换算为 79.51kpa下平衡汽化0诙温度。储出，0103050恩氏蒸储温度，c 289 316328341平衡汽化温差，c 271213常压下平衡汽化温度，c 359减压下平衡汽化

41、温度，c 315.5338由以上过程求得在79.51kpa下重柴油的泡点温度为315.5 c,与原假设的 315c很接近，所以认为原假设温度是正确的。(2) 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256 c ,煤油抽出板的温度为180c。(3) 塔顶的温度塔顶冷回流温度t=60c,其始值ht0为163.3kj/kg,塔顶温度t1=107c ,回流(汽油)蒸汽的始为hti=611kj/kg。故塔顶冷回流量为：l 0=q/(h to-hti)=2.35 乂 106/(611-163.3)=5257.11kg/h塔顶的油气量为：(5257

42、.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328.5 c,焦点压力为5.9mpa,常压下的露点为108.9 c, 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%温度 为110.2 c考虑不凝气的存在，则塔顶温度应为： 110.2 x 0.97=106.9 c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

43、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。8.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)。表(e-5)二中抽出板下塔段热平衡物料流速，kg/h密度，kg/m3操作条件始，kj/kg热量，kj/h压力，kpa温度，c汽相液相进料14250.2174353.543.1213.613汽提蒸汽257.38294420155.80.854内回流l0.836170275695695l入方合计142507.58+l14.467+695l汽油997.52