石油炼制工程--石油蒸馏--原油蒸馏塔的操作特征-课件

CH.5-3

原油蒸馏塔的操作特征(1)The

Operating

Characteristics

of

crude

distillation

tower柴油润滑油汽油航空煤油原油 CH.5-3原油蒸馏塔的操作特征(1)柴油润滑油汽1一、原油蒸馏装置工艺流程掌握工艺流程的几大要素有哪些主要设备？设备的作用、原理及主要操作条件？原料到产品的主要路线？一、原油蒸馏装置工艺流程掌握工艺流程的几大要素有哪些主要设备2原油蒸馏装置一般由三部分构成：原油预处理（即电脱盐）常压蒸馏减压蒸馏炼油厂最常采用的原油蒸馏流程是双塔流程和三塔流程（未包括原油预处理），大型炼化企业多采用三塔流程。双塔流程：常压蒸馏减压蒸馏三塔流程：初馏或闪蒸常压蒸馏减压蒸馏一、原油蒸馏装置工艺流程原油蒸馏装置一般由三部分构成：原油预处理（即电脱盐）常压蒸3原油加热汽化的次数称为汽化段数，此为两段汽化。双塔流程汽油回流煤油轻柴油重柴油转油线转油线接抽空系统减压一线减压二线减压三线减压渣油

＞350℃常压渣油AR原油蒸馏工艺原理流程＞500℃或拔出温度

更高的减压渣油VR原油加热汽化的次数称为汽化段数，此为两段汽化。双流汽油回流轻4燃料型原油蒸馏工艺流程三塔流程燃料型

(常压塔侧有汽提塔，减压塔侧无汽提塔)180~230℃

180~230℃350~370℃~102kPa

100~120℃~8kPa/塔板2.6~2.7kPa/填料

<100℃380~420℃燃料型原油蒸馏工艺流程三流燃料型(常压塔侧有汽提塔，减压5180~230℃汽提塔初馏塔原油泵原油

电脱盐罐含盐污水换热网络回流泵换热网络初顶气

污水初顶油初底泵常压塔回流泵常底重油常底泵污水常顶油

常一线

汽提塔

汽提蒸汽

P-56P-57

汽提蒸汽

常三线常顶循

常一线

常二线

汽提塔汽提蒸汽

常二线

常三线常一中

常二中常底蒸汽燃料-润滑油型原油蒸馏工艺流程(常压塔、减压塔侧均有汽提塔)

常顶气

减顶气汽提蒸汽减四线减顶循

减一线

汽提蒸汽

减二线汽提蒸汽减三线减一中

减二中减压

P-105塔减底泵汽提蒸汽

减压渣油350~370常

℃

压转油线

常压炉

380~420℃减压炉

减压转油线抽真空系统中段循环回流中段循环回流

P-91180~230℃汽提塔初馏原油泵原油 电脱盐罐换热网络回流泵6燃料-化工型原油蒸馏工艺流程(常压塔、减压塔侧均无汽提塔)常压塔产品用作裂解原料，分馏精度要求不高。燃料-化工型原油蒸馏工艺流程(常压塔、减压塔侧均无汽提塔)常7长庆石化500万吨/年原油蒸馏装置

常

压

塔转油线减压塔加热炉长庆石化500万吨/年原油蒸馏装置 常减加8

CH.5-3

原油蒸馏塔的操作特征(1)The

Operating

Characteristics

of

crude

distillation

tower柴油润滑油汽油航空煤油原油 CH.5-3原油蒸馏塔的操作特征(1)柴油润滑油汽9二、原油蒸馏塔的工艺特征原油蒸馏塔：常压蒸馏塔（简称常压塔）减压蒸馏塔（简称减压塔）与常规精馏（如二元体系、已知组分的多元体系）相比，原油（复杂混合物体系）蒸馏有其显著特点。原油常减压蒸馏塔有其特殊的工艺特征二、原油蒸馏塔的工艺特征原油蒸馏塔：常压蒸馏塔（简称常压塔）10一般精馏塔提馏段精馏段原油常压精馏塔和一般精馏塔的比较

精

馏段完整精馏塔原油常压精馏塔BP>350℃汽提段

只有精馏段

和塔顶冷凝汽提塔

系统的不完

整精馏塔一般精馏塔提段精原油常压精馏塔和一般精馏塔的比较段完整精馏塔11③设置汽提段和侧线汽提塔，无提馏段、无塔底再沸器，是一个不完整的精馏塔。④常压塔入塔热量基本靠进料提供，故进料汽化率至少应等于塔顶及各侧线产品的产率之和，否则不能保证要求的拔出率或轻质油收率。⑤常压塔进料要求有适量的过气化率（度）。线精馏段)代替多塔系统。

⑥常压塔回流比取决于全塔热平衡，可调余地小,能满足精馏要求。⑦恒分子回流的假定完全不适用。Why?1、原油常压塔的工艺特点

①原料和产品均为复杂混合物，产

品质量由质量指标控制，而不是组

分纯度。

②产品多于2个，用复杂塔(即多侧③设置汽提段和侧线汽提塔，无提④常压塔入塔热量基本靠进料提供12

多塔系统按一般精馏塔设计时，原油常压蒸馏排列方案精馏段提馏段

复杂塔更适于大规模连续生产，技术经济性更高。 多塔系统精 复杂塔13汽提塔汽提段原油常压精馏塔因侧线产品抽出未经提馏，增设侧线汽提塔，以保证产品质量。汽提塔汽原常精因侧线产品抽出未经塔，以保证产品质量。14重要概念：过气化率/度

over

flash

rate指原油进塔的汽化率比塔上部各产品收率高出的部分目的：确保最低侧线抽出版下方的几层塔板有一定的液相回流，以保证最低侧线产品质量。过气化率%

=

进料汽化率%-塔顶及侧线产品总收率%=（过汽化量/进料量）ⅹ100%过气化率一般范围：常压塔

2-4%减压塔

1-2%重要概念：过气化率/度overflashrate15衡量蒸馏装置操作水平的三大标志:产品分馏精确度原油拔出率装置能耗2、分馏精确度

degree

of

fractionation衡量蒸馏装置操作水平的三大标志:产品分馏精确度原油拔出率装置16tIBP

tFBPH

L分馏精确度的表示方法

①

用恩氏蒸馏数据表示

重馏分或用t5%

轻馏分或用t95%ASTM=>0

称为“间隙”，越大分离精度越高<0

称为“重叠”，越小分离精度越高Why?tIBPtFBPH17原油蒸馏塔两个相邻产品的恩氏蒸馏分析结果较重产品H较轻产品L原油蒸馏塔两个相邻产品的恩氏蒸馏分析结果较重产品H较轻产品L18

②

用TBP蒸馏数据表示只能出现一种情况:TBP=

<

0

称为重叠，越小分离精度高

LFBP

HIBPt

tWhy? ②用TBP蒸馏数据表示TBP=<0称为重19TBPLH1

TBP

curve23

相切／理想切割45

部分重叠67

完全重叠原油蒸馏塔两个相邻产品的TBP蒸馏分析结果

理想切割TBPLH1TBPcurve原油蒸馏塔两个相邻产20影响分馏精确度的主要因素

回流比—由全塔热平衡确定

塔板数—依经验确定

组分间分离难易程度—

由两馏分恩氏蒸馏50%点的温度差

△t50%.ASTM确定。问题？依经验选定的塔板数能否满足分馏精确度要求？解决方法：查Packie

图

或用Packie

图关联公式

该方法不适于催化分馏塔，用于减压塔准确性下降。影响分馏精确度的主要因素问题？依经验选定的塔板数能否满足分馏21塔段分离能力F=R1*N1

=(L1/V2)*N1F=Rn*Nn

=(Ln/

Vn+1)*Nn塔F=R1*N1=(L1/V2)*N1F=Rn*Nn=22若两侧线间设置循环回流(原油蒸馏塔均有)，因循注意：

由Packie图或其关联式确定的塔板数为蒸馏塔不

当两侧线间增设循环回流后，为保证设置“循环回流”时的实际塔板数。

两侧线产品的分离精度，由Packie图确定

的塔板数应增加2块，才是两侧线间需要环回流塔段的塔板主要起换热作用，估算认为该塔段3

的实际塔板数。块塔板的分馏精度约相当于1块实际塔板（即无循环回流塔段的塔板）。

LL若两侧线间设置循环回流(原油蒸馏塔均有)，因循注意： 当两23CH.5-3

原油蒸馏塔的操作特征(2)The

Operating

Characteristics

of

crude

distillation

towerCH.5-3原油蒸馏塔的操作特征(2)TheOpe24

主要内容回顾一、原油蒸馏装置工艺流程二、原油蒸馏塔的工艺特征1.原油常压塔的工艺特点7点过气化率2.分馏精确度2种表示方法3个影响因素3.石油精馏塔气、液相负荷的分布规律 主要内容回顾1.原油常压塔的工艺特点7点过气化率2.分馏精25选好隔离体系入方热＝出方热学习要求：掌握推导方法和思路重点分析有代表性塔段的气、液相负荷分布规律，介绍关键塔板气、液相负荷的计算方法。

二、原油蒸馏塔的工艺特征

3、石油精馏塔气、液相负荷的分布规律基本方法：进行塔段热平衡计算选好隔离体系入方热＝出方热学习要求：掌握推导方法和思路 二、26D,tD

D

L,tDM,tM

M

L

,tMF,tF

F

V,tF,hF

L,tFS,tS

S

V,tSW,tW

W

L,tW,e,h,h,h

LG,tGG,tG,h,hL0

0

t

,

,hL

L

0,t0,hQL0

D

ShL

V0,t1,hD

V

,t1,hS

V,t1E-3F,D,M,G,W®分别为进料、塔顶汽油、

侧线煤油、柴油和塔底

重油的流量，kmol/h；tD,tM,tG,tW

®分别为D,M,G,W的温度,

℃；tF,t1®分别为进料和塔顶的温度，℃；L0®塔顶冷回流量，kmol/h；e®进料汽化率，mol分率；S®塔底汽提蒸汽用量，kmol/h；tS®汽提用过热水蒸气温度，℃；h®物流焓，kJ／kmol，上角标V代表气相，L表示液相以常压塔为例进行分析各符号说明见教材P228D,tDDL,tDM,tMM27

只有顶回流和侧线抽出，没有中段循环回流选好如图所示的隔离体系，作全塔热平衡计算先不考虑塔顶回流L0:（1）塔顶气、液相负荷

L0、V1Q入kJ

/h

FehF

V,tF

F1ehF

L,tF

ShS

V,tSV

S

L

L

LQ出kJ

/h

DhD,t1

ShV,tS

MhM

,tM

GhG,tG

WhW,tWQ是为了达到全塔热平衡必须由塔顶回流L0取走的热量亦即全塔总回流取热，或称全塔剩余热量。令Q

=

Q入-

Q出 只有顶回流和侧线抽出，没有中段循环回流先不考虑塔顶回流L0280(hL

v0,t1Q

hL

L

0,t0

)L

（kmol

/

h）

V

1

（1）塔顶气、液相负荷

L0、V1

知全塔剩余热量：Q

=

Q入-

Q出故塔顶液相负荷：塔顶气相负荷：

（kmol

/h）

L0

D

SLQkJ

/h

L0hV0,t1

hL0,t00(hLv0,t1QL（kmol/h）V129（2）汽化段(即进料段)的气、液相负荷

Ln、VF若忽略过汽化量，则

Ln

=

0但实际有Ln

，此时Ln的计算方法同

(3)若没有Ln，则进料物流温度不可能由tF降至tnVF

=

D

+

M

+

G

+

S

+

Ln（2）汽化段(即进料段)的气、液相负荷Ln、VF若忽略过汽30Lm-1图7-44

汽化段与精馏段隔离体系图GF

,tF

FFDM

G

SIIILn-1m-1,tm-1m,tmn-1,tn-1n,tnWS作隔离体系Ⅰ热平（3）最低侧线抽出板下方的气、液相负荷Q入,n(kJ

/h)

DhD

v

,tF

MhM

v

,tF

GhG

v

,tF

ShS

v,tFQ出,n(kJ

/h)

DhD

v

,tn

MhM

v

,tn

GhG

v

,tn

ShS

v,tn因tF>tn，故Q入,n

>

Q出,

n，得隔离体系Ⅰ热量Qn:

Qn

=

Q入,n

–

Q出,

n显然，Qn要靠液相回流

Ln-1

在n板上汽化取走称其为n板上的回流热先不计液相回流，则有：Lm-1图7-44汽化段与精馏段隔离体系图GF,tF31Lm-1图7-44

汽化段与精馏段隔离体系图FFGF

,tFDM

G

SIIILn-1m-1,tm-1m,tmn-1,tn-1n,tnWS（3）最低侧线抽出板下方的气、液相负荷

作隔离体系Ⅰ热平上式中：

Qn

=

Q入,n

–

Q出,

n

Qn要靠液相回流

Ln-1

在n板上汽化取走

Qn(hL

vn1,tn

hL

L

n1,tn1)1Ln（kmol

/h）

由第n-1板流至第n板的液相回流量为：第n板上的气相负荷为：Vnkmol

/h

D

M

G

S

Ln1Lm-1图7-44汽化段与精馏段隔离体系图FFGF,32Lm-1图7-44

汽化段与精馏段隔离体系图FFGF

,tFD

M

G

SIIILn-1m-1,tm-1m,tmn-1,tn-1n,tnSW

Qm(hL

vm1,tm

hL

L

m1,tm1

)1Lm（kmol

/

h）

作隔离体系Ⅱ

，同理可知：m板上的回流热Qm

靠液相回流Lm-1气化取走

Qm

=

Q入,m

–

Q出,

mQ入,m(kJ

/h)

DhD

v

,tF

MhM

v

,tF

GhG

v

,tF

ShS

v,tF

Q入，n

Q出,m(kJ

/h)

DhD

v

,tm

MhM

v

,tm

GhG

v,tm

ShS

v,tm由热平计算可得：自第m板上升的气相负荷Vmkmol

/h

D

M

G

S

Lm1Lm-1图7-44汽化段与精馏段隔离体系图FFGF,33

Qm(hL

vm1,tm

hL

L

m1,tm1)1Lm（kmol

/

h）

以Lm-1为例，分析液相回流量的影响因素：分子项Qm为m板上的回流热，其大小与各物流的焓值大小有关；分母项分析：液相回流Lm-1的焓差视为两部分组成

一是液相回流Lm-1由tm-1升温至tm，即显热变化。

二是液相回流Lm-1在tm温度下气化，即气化潜热。显然气化潜热对焓差的影响更大，故分母项大小与物料的气化潜热有关。 Qm1Lm（kmol/h）以Lm-1为例，分析液34烃正己烷正十二烷环己烷甲基环己烷苯异丙苯相对分子质量86.172170.3384.1698.1878.1120.19常压沸点，℃68.7216.2880.74100.9380.10152.39气化潜热kJ/kg335230357323394312410kJ/kmol2.88643.91763.00933.17353.07643.7541烃类气化潜热变化规律烃类的摩尔气化潜热随相对分子质量和沸点的升高而增大烃正己烷正十二烷环己烷甲基环己烷苯异丙苯相对分子质量86.135Lm-1图7-44

汽化段与精馏段隔离体系图FFGF

,tFD

M

G

SIIILn-1m-1,tm-1m,tmn-1,tn-1n,tnSW

Qm(hL

vm1,tm

hL

L

m1,tm1

)1Lm（kmol

/

h）

(hL

vn1,tnQn

hL

L

n1,tn1

)1Ln（kmol

/

h）

最低侧线抽出板下方塔段气液相负荷变化规律分析

由隔离体系Ⅰ、Ⅱ热平计算可得：分母项分析：因烃类的摩尔气化潜热随着相对分子质量和沸点的降低而减小，且沿塔高上行，油料变轻。故

Lm-1的分母项

<Ln-1的分母项Lm-1图7-44汽化段与精馏段隔离体系图FFGF,36最低侧线抽出板下方塔段气液相负荷变化规律分析

Qm(hL

vm1,tm

hL

L

m1,tm1)1Lm（kmol

/

h）

(hL

vn1,tnQn

hL

L

n1,tn1)1Ln（kmol

/

h）

分子项分析：Qm

=

Q入,m

–

Q出,

mQn

=

Q入,n

–

Q出,

nQ入,m(kJ

/h)

DhD

v

,tF

MhM

v

,tF

GhG

v

,tF

ShS

v,tF

Q入，n

因选取隔离体系的基准一致，故Q入,n

=

Q入,m因n板温度tn高于m板温度tm，故Q出,n

>

Q出,m分析得到：Qn

<

QmQ出,n(kJ

/h)

DhD

v

,tn

MhM

v

,tn

GhG

v

,tn

ShS

v,tn综合分析得到，液相回流量变化：Lm-1＞

Ln-1故有

Vm

>

VnQ出,m(kJ

/h)

DhD

v

,tm

MhM

v

,tm

GhG

v

,tm

ShS

v,tm最低侧线抽出板下方塔段气液相负荷变化规律分析 Qm1Lm（37

沿石油精馏塔进料段自下而上，因油料逐板变轻，其摩尔汽化潜热逐板减小、回流热逐板增大，故以摩尔流量(kmol/h)表示的气液相负荷逐板增大。结论一：无侧线抽出、无循环回流塔段气液相负荷的分布规律 沿石油精馏塔进料段自下而上，因油料逐板变轻，其结论一：无侧381Q入，m（kJ

/h)

Q入，m

Q入，nQ出,m1(kJ

/h)

DhD

v

,tm1

MhM

v

,tm1

GhG

v

,tm1

ShS

v,tm1

G(hG

v

,tm1

hG

L,tm1)Qm1(kJ

/h)

Q入，m1Q

出，m1抽出板上的回流热：同理，Qm-1需靠液相回流Lm-2

汽化取走

Qm1(hL

vm2,tm1

hL

L

m2,tm2)2

Lm（kmol/h）（4）经过侧线抽出板时气液相负荷的变化

同理，作隔离体系Ⅲ热平，基准同隔离体系Ⅰ、Ⅱ。

先不计液相回流，则有：G1Q入，m（kJ/h)Q入，mQ入，nQm1(39m板与m-1板液相负荷的比较11

Qm

(hL

vm1,tm

hL

L

m1,tm1)

Qm1(hL

vm2,tm1

hL

L

m2,tm2

)2

Lm（kmol

/h）

Lm（kmol/

h）m板m-1板抽出板分子项为回流热Q

=入方热

—

出方热

因选取隔离体系的基准一致

故m板和m-1板回流热的入方热相等，即：

Q入，m（kJ

/h)Q入，m

Q入，nGm板与m-1板液相负荷的比较11 Qm240Sh

G(h

h)m板与m-1板液相负荷的比较Q出,m1(kJ

/h)

DhD

v

,tm1

MhM

v

,tm1

GhG

v,tm1

v

v

L

S,tm1

G,tm1

G,tm1可见，因二者入方热相等，但出方热有明显差别，

故(m-1)#抽出板的回流热比m板会有明显变化。

但出方热有明显不同：Q出,m(kJ

/h)

DhD

v

,tm

MhM

v

,tm

GhG

v,tm

ShS

v,tm

m板m-1板抽出板GShG(hh)m板与m41公式(6-75)

经过侧线抽出板时回流热的变化Q入,m1(kJ

/h)

DhD

v

,tF

MhM

v

,tF

GhG

v,tF

ShS

v,tF

Q入，m

Q入，n

'侧线抽出板的回流热：

'因抽出板的回流热有明显增量，故流至抽出板的液相回流量会明显增大。Q出,m1(kJ

/h)

DhD

v

,tm1

MhM

v

,tm1

GhG

v,tm1

ShS

v,tm1

G(hG

v,tm1

hG

L,tm1)公式(6-75) 经过侧线抽出板时回流热的变化 'Q出,m42第m板上方：Vm

=

D

+

M

+

S

+

G+Lm-1Lm-2（4）经过侧线抽出板时气液相负荷的变化渐增量

=

Lm-1+⊿L

正常温降所需的内回流量突增量

=

侧线抽出量

G

确保侧线馏分全部冷凝液相负荷变化气相负荷变化

第m-1抽出板上方：Vm-1

=

D

+

M

+

S

+

Lm-2

=D

+

M

+

S

+

G

+

Lm-1+⊿L

=

Vm

+⊿L可见，经过侧线抽出板时，气相负荷没有突增量，仍是缓慢增大。第m板上方：Vm=D+M+S+G+Lm-143沿塔高上行，每经过一个侧线抽出板时，流至抽出板的液

相回流量（即液相负荷）有突增，但气相负荷仍然是平缓

增大。结论二：经过侧线抽出板的气液相负荷变化规律沿塔高上行，每经过一个侧线抽出板时，流至抽出板的液结论二：经44回流热Q1回流热Q20L1

Q1

(hL

v0,t1

hL

L

0,t0

)

Q2(hL

v1，t2

hL

L

1,t1)L

（kmol

/

h）

（kmol

/

h）

（5）塔顶第一、二层板之间的气、液相负荷

同前：1板回流热Q1需靠

L0

汽化取走

2板回流热Q2需靠

L1

汽化取走

液相回流量（即液相负荷）表达式如下：回流热Q10L1 Q1L（kmol/h）（5）45分析得到：L0

<

L10

Q1(hL

v0,t1

hL

L

0,t0

)L

（kmol

/

h）

L1

Q2(hL

v

1，t2

hL

L

1,t1

)（kmol

/

h）

（5）塔顶第一、二层板之间的气、液相负荷

液相负荷比较：

若不设循环回流，则相邻两板温差不大，为方便比较近似认为

Q1≈Q2，t1≈

t2hL

v1,t2hL

v0

,t1

≈但因t0远低于t1，故有：hL

L

0

,t0

远小于

hL

L

1,t1分析得到：L0<L10 Q1L（kmol/h）46因L0

<

L1，故有：

V1

<

V2（5）塔顶第一、二层板之间的气、液相负荷气相负荷比较：V

1(kmol/h)

DS

L0V2(kmol

/

h)

D

S

L

1因L0<L1，故有：V1<V2（5）塔顶47沿石油精馏塔进料段自下而上，气液相负荷至第二层板达到最大，进入第一层板后均有明显降低。结论三：塔顶第一、二层板之间气液相负荷变化规律沿石油精馏塔进料段自下而上，气液相负荷至第二层板达到最大，进48————仅有塔顶冷回流;―――

塔顶冷回流和两个中段循环回流。采用中段回流前后气、液相负荷分布情况

塔板对应点有意义，连线没有实际意义。————仅有塔顶冷回流;―――塔顶冷回流和两个中段循环回49几点说明：1、讨论气液相负荷变化规律时，均以kmoL/h

为单位，才有上述规律。2、塔板对应的数据点有实际意义，点间连线无任何意义。3、讨论仅涉及量的变化，但流经各塔板的气相和液相的组成是逐板变化的。几点说明：1、讨论气液相负荷变化规律时，均以kmoL/h50目的:利用塔内剩余热量确保装置热量平衡降低装置能耗提高能量利用水平4、回流方式目的:利用塔内剩余热量确保装置热量平衡提高能量利用水平4、回51L

c

h

kg

L

)

/

(

t

L

t

L

c

c

h

h

入塔

出塔

,

,

循环回流量Lc计算公式：LQcQc

--循环回流热，kJ/h；

h—焓值，kJ/kg。LchkgL52塔顶冷回流塔顶二级冷凝冷却塔顶循环回流依不同部位，回流方式分为：塔顶冷回流塔顶二级冷凝冷却塔顶循环回流依不同部位，回流方式分53中段循环回流塔底循环回流（见CH.8）依不同部位，回流方式分为：中段循环回流塔底循环回流（见CH.8）依不同部位，回流方式分54CH.5-3

小

结原油蒸馏装置工艺流程装置基本构成原油—直馏产品的工艺路线燃料型、润滑油型、化工型蒸馏装置的区别常压精馏塔的工艺特点多侧线产品、没有提馏段的不完整精馏塔

回流比由全塔热平衡决定

进料要求有适量的过汽化率恒分子回流假定不适用分馏精确度的确定方法相邻两馏分的恩氏蒸馏数据或TBP数据间歇重叠石油精馏塔内气液相负荷分布规律推导方法关键塔板或塔段气液相负荷变化特点抽出板塔顶第1、2层板有中段回流回流方式目的意义计算方法塔顶、中段、塔底三种回流方式CH.5-3小结原油蒸馏装置工艺流程装置基本构成原55CH.5-3

原油蒸馏塔的操作特征(3)The

Operating

Characteristics

of

crude

distillation

towerCH.5-3原油蒸馏塔的操作特征(3)TheOpe56主要内容回顾一、原油蒸馏装置工艺流程二、原油蒸馏塔的工艺特征

1.原油常压塔的工艺特点

2.分馏精确度3.石油精馏塔气、液相负荷的分布规律4.回流方式三、减压蒸馏塔的工艺特征主要内容回顾一、原油蒸馏装置工艺流程3.石油精馏塔气、液相负57

三、减压蒸馏塔的工艺特征

减压蒸馏的目的：

分离出原油中的蜡油减压蒸馏塔的产品及利用:侧线蜡油VGO：作裂化原料，主要控制指标-

密度、残碳、重金属含量及氢含量

作润滑油基础原料，主要控制指标-

黏度、残炭、色度，馏程塔底渣油VR：作焦化原料、溶剂脱沥青原料

作FCC原料

作固定床加氢处理原料可处理劣质渣油（金属含量>200PPm）一般处理低硫、低金属、低残碳渣油一般处理金属含量≯200PPm

渣油作沸腾床或悬浮床加氢处理原料

可处理劣质渣油 三、减压蒸馏塔的工艺特征塔底渣油VR：作焦化原料、溶剂脱沥58（1）一般工艺特征归纳9点与低压操作有关：①

塔径大，采用多个循环回流减小塔径；②

提高塔底标高/～10

m，给渣油泵提供足够灌注头。

因塔内负压，确保渣油顺利抽出

三、减压蒸馏塔的工艺特征1、工艺特征（1）一般工艺特征归纳9点与低压操作有关： 三、减压蒸馏塔的59（1）一般工艺特征

与产品质量有关：③塔板间距比常压塔大，以减少泡沫携带量。加大板间距可减少塔板数；油料重、黏度高、含有表面活性物质、气速大，易发泡，专设破沫网减少泡沫影响。三、减压蒸馏塔的工艺特征（1）一般工艺特征③塔板间距比常压塔大，以减少泡沫携带量。加60（1）一般工艺特征与拔出率有关：三、减压蒸馏塔的工艺特征④塔顶缩径，提高抽真空效果；⑤塔顶采用循环回流，而不用冷回流；

可以减少塔顶气体流量，有利于抽真空。⑥塔底缩径，缩短渣油在塔内停留时间；塔底温度高、油料重，减少裂解、缩合反应。（1）一般工艺特征与拔出率有关：三、减压蒸馏塔的工艺特征④塔61（1）一般工艺特征与拔出率有关：三、减压蒸馏塔的工艺特征⑦采用低压降塔板或填料及较少塔板数，降低气化段到塔顶流动压降；尽可能提高炉出口处真空度，利于油料气化。⑧塔底汽提蒸气用量比常压塔大，以降低气化段油气分压；油气分压降低利于油料气化⑨严格控制炉出口温度，避免过多裂解、缩合反应。不同生产目的，要求控制不同的炉出口温度。润滑油/390℃

燃料/420℃（1）一般工艺特征与拔出率有关：三、减压蒸馏塔的工艺特征⑦采62

（2）润滑油型减压塔工艺特征生产目的：提供润滑油基础油原料依润滑油牌号不同，对基础油料的质量要求不同。工艺要求：提供黏度合适、残炭低、色度好，馏程窄的润滑油基础油料 （2）润滑油型减压塔工艺特征依润滑油牌号不同，对基础油料的63（2）润滑油型减压塔工艺特征工艺特征：除具有减压塔的一般工艺特征外，其他与常压塔相似。对润滑油料的质量要求决定其以下工艺特点：高真空-

保收率、防裂解；低炉温-

降低炉内裂解、缩合程度，利于降低比色、残碳；≯390℃高分离精度-

多侧线（4-5个），必须设减压汽提塔良好的洗涤效果-

利于降低比色、残碳塔的设计计算也与常压塔大致相同，但温度确定有别。（2）润滑油型减压塔工艺特征工艺特征：除具有减压塔的一般工艺64（2）润滑油型减压塔工艺特征减压塔的温度条件常依经验确定：侧线温度：泡点温度取抽出板上总压的30～50%作为油气分压，求该分压下的泡点温度。塔顶温度：馏出物是不凝气+水蒸气一般取比塔顶循环回流进塔温度高出28～40℃塔底温度：一般取比汽化段（进料段）温度低5～10℃（2）润滑油型减压塔工艺特征减压塔的温度条件常依经验确定：侧65润滑油型减压塔示意图润滑油型减压塔示意图66（3）燃料型减压塔的工艺特征工艺要求：

提供裂化原料，对馏分组成要求不高；主要控制馏分残碳及金属含量；尽可能提高馏出油拔出率。工艺结构特征：与润滑油型减压塔有别，没有侧线汽提塔。（3）燃料型减压塔的工艺特征工艺要求：提供裂化原料，对馏67燃料型减压塔燃料型减压塔68工艺特征：①

可以大幅度减少塔板数以降低从气化段主塔顶的压降；②

可以大大减少内回流量；③

设洗涤段，以降低馏出油残碳值和重金属含量；④

气、液负荷分布与常压塔或润滑油型减压塔有很大不同。（3）燃料型减压塔的工艺特征工艺特征：①可以大幅度减少塔板数以降低从气化段主塔顶的压69≦420℃

图6-52

侧线产品平衡冷凝过程，汽化段上方几层塔板上有内回流，其余基本没有。<100℃

冷

凝

塔

段汽化段AR≦420℃<100℃汽化段AR70

2、抽真空系统（1）主要设备

蒸汽喷射器：以高压水蒸气为动力

水蒸汽高速流动使喷管周围形成高真空

能耗高、能量利用效率低。机械真空泵：以电作动力如罗茨真空泵同样真空度，能耗远低于蒸汽喷射泵，能效高出8-10倍。 2、抽真空系统机械真空泵：以电作动力如罗茨真空泵同样真空71二级抽真空系统

减压塔的真空度受制约于冷凝器温度下水的饱和蒸汽压，塔顶残压一般

>8

kPa20℃时，水的饱和蒸气压约2.34kpa二级抽真空系统受制约于冷凝器温度下水的饱和蒸汽压，20℃时，72（2）真空度极限和增压喷射器可以看出:采用二级抽真空系统，减压塔的真空度受限。采用有增压喷射器的三级抽真空系统可以打破此限制（2）真空度极限和增压喷射器可以看出:采用二级抽真空系统，减73

喷射器直接与减压塔顶不凝气流出管线连接，其工作负荷、蒸汽消耗量有别于其它喷射器，故称为增压喷射器。三级抽真空系统 喷射器直接与减压塔顶三级抽真空系统74项目增压喷射器一级喷射器二级喷射器喷嘴个数/喉径，mm9/11.71/14.71/13.7扩压管喉径，mm3058446.5工作蒸气压力，MPa（表）0.90.90.9吸入气体温度，℃1004040吸入气体量kg/h油气780--分解气310310310空气253035水蒸气100025040吸入气体压力，kPa2.712.041.3工作蒸气用量，kg/h2760690700100×104t/a常减压装置蒸气喷射器计算数据项目增压喷射器一级喷射器二级喷射器喷嘴个数/喉径，mm9/175塔顶残压，kPa抽真空级数13.3112～2.723.3～0.53(有增压喷射器)0.8～0.044(有增压喷射器)0.13～0.0075(有增压喷射器)抽真空系统的级数根据减压塔所要求的真空度确定塔顶残压，kPa抽真空级数13.3112～2.723.3～0763、干式减压蒸馏何谓湿式减压蒸馏？塔底及加热炉管通入水蒸气的减压蒸馏通入水蒸气是为了降低油气分压，以利于提高拔出率。湿式减压蒸馏的不足之处：①

蒸汽消耗量大，塔顶冷凝器负荷增大，含油污水量增大；②

塔内气相负荷明显增大③

塔顶残压只有5.3～8.0kPa3、干式减压蒸馏何谓湿式减压蒸馏？塔底及加热炉管通入水蒸气的77何谓干式减压蒸馏？不依赖注入水蒸气来降低油气分压的减压蒸馏，而是通过其它手段和措施提高减压塔的拔出率。3、干式减压蒸馏干式减压蒸馏的发展源于蒸馏装置的节能塔顶残压显著降低：1.1～2.1kPa；“湿式”

5.3～8.0kPa何谓干式减压蒸馏？不依赖注入水蒸气来降低油气分压的减压蒸馏，783、干式减压蒸馏实现干式减压蒸馏的技术措施：（1）采用有增压喷射器的三级抽真空系统，提高减压塔真空度；（2）采用填料部分或全部代替塔板，降低气化段至塔顶的压降，降低气化段残压；（3）采用低速转油线，降低炉出口至减压塔（即转油线）压降；降低炉出口残压；（4）设置洗涤段，减少杂质携带；设置喷淋段，确保填料表面的有效利用率。3、干式减压蒸馏实现干式减压蒸馏的技术措施：（1）采用有增压79干式减压蒸馏工艺流程干式减压蒸馏工艺流程80两段洗涤流程两81使用干式减压蒸馏的显著效益

操作方式抽真空级数处理量，t/d塔顶残压，kPa气化段残压，kPa气化段温度，℃塔底温度，℃拔出率(对减压塔进料)，％减压系统水蒸气单耗，kg/t减压炉入口温度，℃减压炉出口温度，℃减压炉热负荷，104

kJ/h塔顶冷凝器热负荷，kJ/h干式蒸馏

3

6009

0.8

3.4

365

362

49.61

11.17

345

385

4032

7660湿式蒸馏

2

6000

7.3

9.3

373

365

49.13

22.21

345

395

4714

18080使用干式减压蒸馏的显著效益 操作方式干式蒸馏湿式蒸馏824、减压深拔技术减少渣油收率、提高原油利用率及经济效益

减压深拔的概念及定义：

原油切割至560℃（TBP）以上，且拔出的蜡油及VR能满足下游装置对原料质量要求，VR<538℃组分含量不超过5%。

主要控制条件：塔顶温度：60～80℃塔顶压力：1.1～4.0kPa

炉出口温度：400-410

℃以上

采用多级抽真空系统减压深拔技术包括：减压加热炉技术、转油线技术、抽真空技术及减压蒸馏塔技术等

以上多项技术的集成与优化，形成完整的减压深拔技术。4、减压深拔技术减少渣油收率、提高原油利用率及经济效益 减83小

结了解了减压蒸馏的目的及意义了解了减压蒸馏塔的产品及利用途径认识了减压蒸馏塔的工艺特征，以及润滑油型、燃料型减压蒸馏的工艺特征及区别小结了解了减压蒸馏的目的及意义84

CH.5-3

原油蒸馏塔的操作特征(1)The

Operating

Characteristics

of

crude

distillation

tower柴油润滑油汽油航空煤油原油 CH.5-3原油蒸馏塔的操作特征(1)柴油润滑油汽85一、原油蒸馏装置工艺流程掌握工艺流程的几大要素有哪些主要设备？设备的作用、原理及主要操作条件？原料到产品的主要路线？一、原油蒸馏装置工艺流程掌握工艺流程的几大要素有哪些主要设备86原油蒸馏装置一般由三部分构成：原油预处理（即电脱盐）常压蒸馏减压蒸馏炼油厂最常采用的原油蒸馏流程是双塔流程和三塔流程（未包括原油预处理），大型炼化企业多采用三塔流程。双塔流程：常压蒸馏减压蒸馏三塔流程：初馏或闪蒸常压蒸馏减压蒸馏一、原油蒸馏装置工艺流程原油蒸馏装置一般由三部分构成：原油预处理（即电脱盐）常压蒸87原油加热汽化的次数称为汽化段数，此为两段汽化。双塔流程汽油回流煤油轻柴油重柴油转油线转油线接抽空系统减压一线减压二线减压三线减压渣油

＞350℃常压渣油AR原油蒸馏工艺原理流程＞500℃或拔出温度

更高的减压渣油VR原油加热汽化的次数称为汽化段数，此为两段汽化。双流汽油回流轻88燃料型原油蒸馏工艺流程三塔流程燃料型

(常压塔侧有汽提塔，减压塔侧无汽提塔)180~230℃

180~230℃350~370℃~102kPa

100~120℃~8kPa/塔板2.6~2.7kPa/填料

<100℃380~420℃燃料型原油蒸馏工艺流程三流燃料型(常压塔侧有汽提塔，减压89180~230℃汽提塔初馏塔原油泵原油

电脱盐罐含盐污水换热网络回流泵换热网络初顶气

污水初顶油初底泵常压塔回流泵常底重油常底泵污水常顶油

常一线

汽提塔

汽提蒸汽

P-56P-57

汽提蒸汽

常三线常顶循

常一线

常二线

汽提塔汽提蒸汽

常二线

常三线常一中

常二中常底蒸汽燃料-润滑油型原油蒸馏工艺流程(常压塔、减压塔侧均有汽提塔)

常顶气

减顶气汽提蒸汽减四线减顶循

减一线

汽提蒸汽

减二线汽提蒸汽减三线减一中

减二中减压

P-105塔减底泵汽提蒸汽

减压渣油350~370常

℃

压转油线

常压炉

380~420℃减压炉

减压转油线抽真空系统中段循环回流中段循环回流

P-91180~230℃汽提塔初馏原油泵原油 电脱盐罐换热网络回流泵90燃料-化工型原油蒸馏工艺流程(常压塔、减压塔侧均无汽提塔)常压塔产品用作裂解原料，分馏精度要求不高。燃料-化工型原油蒸馏工艺流程(常压塔、减压塔侧均无汽提塔)常91长庆石化500万吨/年原油蒸馏装置

常

压

塔转油线减压塔加热炉长庆石化500万吨/年原油蒸馏装置 常减加92

CH.5-3

原油蒸馏塔的操作特征(1)The

Operating

Characteristics

of

crude

distillation

tower柴油润滑油汽油航空煤油原油 CH.5-3原油蒸馏塔的操作特征(1)柴油润滑油汽93二、原油蒸馏塔的工艺特征原油蒸馏塔：常压蒸馏塔（简称常压塔）减压蒸馏塔（简称减压塔）与常规精馏（如二元体系、已知组分的多元体系）相比，原油（复杂混合物体系）蒸馏有其显著特点。原油常减压蒸馏塔有其特殊的工艺特征二、原油蒸馏塔的工艺特征原油蒸馏塔：常压蒸馏塔（简称常压塔）94一般精馏塔提馏段精馏段原油常压精馏塔和一般精馏塔的比较

精

馏段完整精馏塔原油常压精馏塔BP>350℃汽提段

只有精馏段

和塔顶冷凝汽提塔

系统的不完

整精馏塔一般精馏塔提段精原油常压精馏塔和一般精馏塔的比较段完整精馏塔95③设置汽提段和侧线汽提塔，无提馏段、无塔底再沸器，是一个不完整的精馏塔。④常压塔入塔热量基本靠进料提供，故进料汽化率至少应等于塔顶及各侧线产品的产率之和，否则不能保证要求的拔出率或轻质油收率。⑤常压塔进料要求有适量的过气化率（度）。线精馏段)代替多塔系统。

⑥常压塔回流比取决于全塔热平衡，可调余地小,能满足精馏要求。⑦恒分子回流的假定完全不适用。Why?1、原油常压塔的工艺特点

①原料和产品均为复杂混合物，产

品质量由质量指标控制，而不是组

分纯度。

②产品多于2个，用复杂塔(即多侧③设置汽提段和侧线汽提塔，无提④常压塔入塔热量基本靠进料提供96

多塔系统按一般精馏塔设计时，原油常压蒸馏排列方案精馏段提馏段

复杂塔更适于大规模连续生产，技术经济性更高。 多塔系统精 复杂塔97汽提塔汽提段原油常压精馏塔因侧线产品抽出未经提馏，增设侧线汽提塔，以保证产品质量。汽提塔汽原常精因侧线产品抽出未经塔，以保证产品质量。98重要概念：过气化率/度

over

flash

rate指原油进塔的汽化率比塔上部各产品收率高出的部分目的：确保最低侧线抽出版下方的几层塔板有一定的液相回流，以保证最低侧线产品质量。过气化率%

=

进料汽化率%-塔顶及侧线产品总收率%=（过汽化量/进料量）ⅹ100%过气化率一般范围：常压塔

2-4%减压塔

1-2%重要概念：过气化率/度overflashrate99衡量蒸馏装置操作水平的三大标志:产品分馏精确度原油拔出率装置能耗2、分馏精确度

degree

of

fractionation衡量蒸馏装置操作水平的三大标志:产品分馏精确度原油拔出率装置100tIBP

tFBPH

L分馏精确度的表示方法

①

用恩氏蒸馏数据表示

重馏分或用t5%

轻馏分或用t95%ASTM=>0

称为“间隙”，越大分离精度越高<0

称为“重叠”，越小分离精度越高Why?tIBPtFBPH101原油蒸馏塔两个相邻产品的恩氏蒸馏分析结果较重产品H较轻产品L原油蒸馏塔两个相邻产品的恩氏蒸馏分析结果较重产品H较轻产品L102

②

用TBP蒸馏数据表示只能出现一种情况:TBP=

<

0

称为重叠，越小分离精度高

LFBP

HIBPt

tWhy? ②用TBP蒸馏数据表示TBP=<0称为重103TBPLH1

TBP

curve23

相切／理想切割45

部分重叠67

完全重叠原油蒸馏塔两个相邻产品的TBP蒸馏分析结果

理想切割TBPLH1TBPcurve原油蒸馏塔两个相邻产104影响分馏精确度的主要因素

回流比—由全塔热平衡确定

塔板数—依经验确定

组分间分离难易程度—

由两馏分恩氏蒸馏50%点的温度差

△t50%.ASTM确定。问题？依经验选定的塔板数能否满足分馏精确度要求？解决方法：查Packie

图

或用Packie

图关联公式

该方法不适于催化分馏塔，用于减压塔准确性下降。影响分馏精确度的主要因素问题？依经验选定的塔板数能否满足分馏105塔段分离能力F=R1*N1

=(L1/V2)*N1F=Rn*Nn

=(Ln/

Vn+1)*Nn塔F=R1*N1=(L1/V2)*N1F=Rn*Nn=106若两侧线间设置循环回流(原油蒸馏塔均有)，因循注意：

由Packie图或其关联式确定的塔板数为蒸馏塔不

当两侧线间增设循环回流后，为保证设置“循环回流”时的实际塔板数。

两侧线产品的分离精度，由Packie图确定

的塔板数应增加2块，才是两侧线间需要环回流塔段的塔板主要起换热作用，估算认为该塔段3

的实际塔板数。块塔板的分馏精度约相当于1块实际塔板（即无循环回流塔段的塔板）。

LL若两侧线间设置循环回流(原油蒸馏塔均有)，因循注意： 当两107CH.5-3

原油蒸馏塔的操作特征(2)The

Operating

Characteristics

of

crude

distillation

towerCH.5-3原油蒸馏塔的操作特征(2)TheOpe108

主要内容回顾一、原油蒸馏装置工艺流程二、原油蒸馏塔的工艺特征1.原油常压塔的工艺特点7点过气化率2.分馏精确度2种表示方法3个影响因素3.石油精馏塔气、液相负荷的分布规律 主要内容回顾1.原油常压塔的工艺特点7点过气化率2.分馏精109选好隔离体系入方热＝出方热学习要求：掌握推导方法和思路重点分析有代表性塔段的气、液相负荷分布规律，介绍关键塔板气、液相负荷的计算方法。

二、原油蒸馏塔的工艺特征

3、石油精馏塔气、液相负荷的分布规律基本方法：进行塔段热平衡计算选好隔离体系入方热＝出方热学习要求：掌握推导方法和思路 二、110D,tD

D

L,tDM,tM

M

L

,tMF,tF

F

V,tF,hF

L,tFS,tS

S

V,tSW,tW

W

L,tW,e,h,h,h

LG,tGG,tG,h,hL0

0

t

,

,hL

L

0,t0,hQL0

D

ShL

V0,t1,hD

V

,t1,hS

V,t1E-3F,D,M,G,W®分别为进料、塔顶汽油、

侧线煤油、柴油和塔底

重油的流量，kmol/h；tD,tM,tG,tW

®分别为D,M,G,W的温度,

℃；tF,t1®分别为进料和塔顶的温度，℃；L0®塔顶冷回流量，kmol/h；e®进料汽化率，mol分率；S®塔底汽提蒸汽用量，kmol/h；tS®汽提用过热水蒸气温度，℃；h®物流焓，kJ／kmol，上角标V代表气相，L表示液相以常压塔为例进行分析各符号说明见教材P228D,tDDL,tDM,tMM111

只有顶回流和侧线抽出，没有中段循环回流选好如图所示的隔离体系，作全塔热平衡计算先不考虑塔顶回流L0:（1）塔顶气、液相负荷

L0、V1Q入kJ

/h

FehF

V,tF

F1ehF

L,tF

ShS

V,tSV

S

L

L

LQ出kJ

/h

DhD,t1

ShV,tS

MhM

,tM

GhG,tG

WhW,tWQ是为了达到全塔热平衡必须由塔顶回流L0取走的热量亦即全塔总回流取热，或称全塔剩余热量。令Q

=

Q入-

Q出 只有顶回流和侧线抽出，没有中段循环回流先不考虑塔顶回流L01120(hL

v0,t1Q

hL

L

0,t0

)L

（kmol

/

h）

V

1

（1）塔顶气、液相负荷

L0、V1

知全塔剩余热量：Q

=

Q入-

Q出故塔顶液相负荷：塔顶气相负荷：

（kmol

/h）

L0

D

SLQkJ

/h

L0hV0,t1

hL0,t00(hLv0,t1QL（kmol/h）V1113（2）汽化段(即进料段)的气、液相负荷

Ln、VF若忽略过汽化量，则

Ln

=

0但实际有Ln

，此时Ln的计算方法同

(3)若没有Ln，则进料物流温度不可能由tF降至tnVF

=

D

+

M

+

G

+

S

+

Ln（2）汽化段(即进料段)的气、液相负荷Ln、VF若忽略过汽114Lm-1图7-44

汽化段与精馏段隔离体系图GF

,tF

FFDM

G

SIIILn-1m-1,tm-1m,tmn-1,tn-1n,tnWS作隔离体系Ⅰ热平（3）最低侧线抽出板下方的气、液相负荷Q入,n(kJ

/h)

DhD

v

,tF

MhM

v

,tF

GhG

v

,tF

ShS

v,tFQ出,n(kJ

/h)

DhD

v

,tn

MhM

v

,tn

GhG

v

,tn

ShS

v,tn因tF>tn，故Q入,n

>

Q出,

n，得隔离体系Ⅰ热量Qn:

Qn

=

Q入,n

–

Q出,

n显然，Qn要靠液相回流

Ln-1

在n板上汽化取走称其为n板上的回流热先不计液相回流，则有：Lm-1图7-44汽化段与精馏段隔离体系图GF,tF115Lm-1图7-44

汽化段与精馏段隔离体系图FFGF

,tFDM

G

SIIILn-1m-1,tm-1m,tmn-1,tn-1n,tnWS（3）最低侧线抽出板下方的气、液相负荷

作隔离体系Ⅰ热平上式中：

Qn

=

Q入,n

–

Q出,

n

Qn要靠液相回流

Ln-1

在n板上汽化取走

Qn(hL

vn1,tn

hL

L

n1,tn1)1Ln（kmol

/h）

由第n-1板流至第n板的液相回流量为：第n板上的气相负荷为：Vnkmol

/h

D

M

G

S

Ln1Lm-1图7-44汽化段与精馏段隔离体系图FFGF,116Lm-1图7-44

汽化段与精馏段隔离体系图FFGF

,tFD

M

G

SIIILn-1m-1,tm-1m,tmn-1,tn-1n,tnSW

Qm(hL

vm1,tm

hL

L

m1,tm1

)1Lm（kmol

/

h）

作隔离体系Ⅱ

，同理可知：m板上的回流热Qm

靠液相回流Lm-1气化取走

Qm

=

Q入,m

–

Q出,

mQ入,m(kJ

/h)

DhD

v

,tF

MhM

v

,tF

GhG

v

,tF

ShS

v,tF

Q入，n

Q出,m(kJ

/h)

DhD

v

,tm

MhM

v

,tm

GhG

v,tm

ShS

v,tm由热平计算可得：自第m板上升的气相负荷Vmkmol

/h

D

M

G

S

Lm1Lm-1图7-44汽化段与精馏段隔离体系图FFGF,117

Qm(hL

vm1,tm

hL

L

m1,tm1)1Lm（kmol

/

h）

以Lm-1为例，分析液相回流量的影响因素：分子项Qm为m板上的回流热，其大小与各物流的焓值大小有关；分母项分析：液相回流Lm-1的焓差视为两部分组成

一是液相回流Lm-1由tm-1升温至tm，即显热变化。

二是液相回流Lm-1在tm温度下气化，即气化潜热。显然气化潜热对焓差的影响更大，故分母项大小与物料的气化潜热有关。 Qm1Lm（kmol/h）以Lm-1为例，分析液118烃正己烷正十二烷环己烷甲基环己烷苯异丙苯相对分子质量86.172170.3384.1698.1878.1120.19常压沸点，℃68.7216.2880.74100.9380.10152.39气化潜热kJ/kg335230357323394312410kJ/kmol2.88643.91763.00933.17353.07643.7541烃类气化潜热变化规律烃类的摩尔气化潜热随相对分子质量和沸点的升高而增大烃正己烷正十二烷环己烷甲基环己烷苯异丙苯相对分子质量86.1119Lm-1图7-44

汽化段与精馏段隔离体系图FFGF

,tFD

M

G

SIIILn-1m-1,tm-1m,tmn-1,tn-1n,tnSW

Qm(h