【《布伦特原油常压蒸馏的工艺设计》14000字】

布伦特原油常压蒸馏的工艺设计目录TOC\o"1-3"\h\u268291绪论 19249811.1课题的意义 1916321.2设计依据 2052571.3设计能力 20139811.4流程简述 20256352原油加工方案和切割方案 21296942.1原油评价简述 21164082.2布伦特原油加工方案 22230352.3布伦特原油切割方案 23323043油品性质参数的计算 26139883.1油品性质参数的计算 26281603.2蒸馏数据的相互转化 26302003.2.1实沸点蒸馏曲线与恩氏蒸馏曲线的相互转化 2690503.2.2实沸点蒸馏曲线与平衡汽化曲线的相互转化 297433 33300573.3平均温度的计算 33315363.3.1常顶 33244723.3.2常一线 34107103.3.3常二线 3568293.3.4常三线 36306273.3.5原油 37142743.4求d15.615.6、比重指数API°、分子量M、特性因数K 385313.4.1常顶 3851223.4.2常一线 3963363.4.3常二线 39295243.4.4常三线 3981593.4.5原油 40167303.5求临界性质、焦点性质 4150593.5.1求临界性质 41131673.5.2求焦点性质 4375254初馏塔的工艺设计计算 4670474.1初馏塔的操作条件 46266894.1.1操作压力 46315204.1.2操作温度 4611275（1）汽化段温度 4678434.2初馏油品性质 49125454.3物料衡算与热量衡算： 5433014.3.1物料衡算 5430524.3.2初馏塔全塔回流热 54132314.3.3初馏塔的尺寸 55304784.3.4初馏塔性质汇总 56167495常压塔工艺设计计算 5760255.1产品收率及物料平衡 57239305.1.1物料衡算 57152645.1.2汽提蒸汽用量 57114605.2常压塔的工艺设计计算 57104375.2.1塔板形式和塔板数 5776475.2.2精馏塔计算草图 58214855.2.3操作压力 60162925.2.4汽化段温度 6010511（2）汽化段油气分压 609357（3）汽化段温度的初步求定 6147435.2.5塔底温度 63205195.2.6塔顶及侧线温度的假设与回流热分配 6317866（1）假设塔顶及各侧线温度。 6318894 6332173（2）全塔回流热 645690（3）回流方式及回流热分配 6651875.2.7侧线及塔顶温度的校核 6622158（1））重柴油抽出板（第27层）温度 6624618（2）-20号柴油抽出板（第19层）温度 682025.3全塔汽液相负荷 7365945.3.1中段回流量 731222 73283275.3.2需要计算的塔板 7326015.3.3塔板气液相负荷计算 73241595.3.4塔板气液相负荷数据汇总 8658826塔板水力学计算 8843856.1基础数据 8887286.2塔板的结构计算 8823116.2.1初选塔板间距 88247306.2.2塔径初算 88285707.3.5求烟焓值并作图 107218248环保 13016688.1现存问题 13074858.2保护环境的措施 130290429技术经济 13191879.1炼油工程项目的基本建设过程 131222289.2投资估算 13163769.3人力资源配置 1312173210安全可行性 133856910.1防火防爆 1332574510.2防毒防尘 1332494510.3消防安全 1331绪论1.1课题的意义可燃性矿物油—石油（或称原油）一般在常温下是黑色、棕色或黄色的流动或半流动的粘稠液体，一般原油的密度为0.80～0.98，是不可再生资源。构成石油的化合物的相对分子质量从数万到数千不等，常温下沸点超过500℃以上，分子结构发生变化。因此，石油是烃类及非烃类化合物的十分复杂的混合物，不能直接作为产品使用，必须使用不同加工技术精炼成各种的石油产品才能满足要求。统计表明，汽车、飞机、轮船等交通运输工具使用的燃料几乎完全是石油产品组成的[1]，世界上大约40%的能源需求依赖于石油产品，石油产品不仅仅提供能源，还与人们的衣食住行密切相关[2]。石油产品在各个方面都非常重要。而符合要求的加工工艺也不容忽视。由于蒸馏是分离原油等液体混合物的常用操作，因此原油的蒸馏可分为纯汽油、煤油、轻油或轻油。以及润滑剂的比例和残留物的比例，按照生产计划[3]的公式计算。精炼原油是大多数炼油厂的第一道工序。而这个炼油厂之所以称为原油蒸馏装置[4]，是因为炼油是一个能源密集型的工业过程[5]，炼油过程的好坏与否直接关系到炼油产品的质量和效益。因此，原油常压蒸馏在石油生产过程中被称为“领先”，虽然这几年原油精炼技术不断提高。设备结构不合理产品质量差，柴油效率低，所以，日益重要的是我们需要提高多余的设备的运维水平。因此，提高炼油厂的经济效益至关重要[6]。加热炉是常压蒸馏装置的重要组成部分，其能源消耗不可忽视。因此，有必要加强操作调整，改进加热炉设备。加强每一部分的加工主动引进先进设备通过严格的系统控制进行定期维护和监控设备性能在有效时间内实现生产率最大化的目标，以提高整体系统性能。与原油进行热交换时必须注意温度。因为原油的种类很多。因此，物理性质发生了巨大变化。在实际使用中，会因物理性质的变化而有很大差异。机械泵是设备的主要功耗。在炼油厂安装设备以降低能耗时，应谨慎匹配设备负载，并可能包括合适的机械泵。蒸汽必须控制在合理的范围内。应注意炉内蒸汽的注入和排出[7]。该设计主要基于英国布伦特原油评价报告的数据、国家标准成品油的性质和常压蒸馏的经验数据，我们首先需要确定的是原油加工方案，然后对布伦特原油进行常压蒸馏的工艺设计。它的重要性在于通过原油的常压蒸馏，可以将原油按照特定的切割方案处理得到汽油、煤油、轻柴油、重柴油以及常压渣油等。如果要确保分割所得油品质量合格，需要最大限度地能耗和运行成本，减少渣油量，降低整个系统的能耗，从而增加原油总拔出率，提高炼油厂经济效益并使结果最大化。1.2设计依据（1）根据XX大学化学化工学院化工系下发的毕业设计任务书。（2）布伦特原油评价报告。（3）国家成品油标准1.3设计能力（1）处理量：2.0Mt/a（2）年开工时间：8000h1.4流程简述原油加热至130℃进入一、二级电脱盐罐脱盐脱水，然后被常压加热炉加热至230℃送往初馏塔。初底油经换热器进行换热至280℃，进常压炉对流室下段加热至297.5℃入辐射室加热至350℃经转油线进入常压塔第31层塔板（t=324.9℃，P=0.172MPa）上进行分馏。塔顶油气（t=134.2℃，P=0.157MPa）经二级冷却器冷却，一股作冷回流（60℃）返回塔顶，另一股作重整料出装置。常压塔有三个侧线抽出：一线由第9层（t=195.1℃，P=0.161MPa）抽出，换热后经精制作为航空煤油出装置。二线由第19层（t=263.3℃，P=0.166MPa）抽出，换热后经精制作为-20号柴油出装置。三线由第27层（t=304.2℃，P=0.170MPa）抽出，换热后经精制作为重柴油出装置。第一中段回流由第13层抽出返回第11层，第二中段回流由第23层抽出返回第21层。塔底重油（t=344.7℃，P=0.174MPa）经换热一部分进入减压塔进行分馏。另一部分进入催化裂化。2原油加工方案和切割方案2.1原油评价简述根据原油评价报告知布伦特原油的20℃密度为0.8361g/cm3，残炭为2.34m%。硫、氮含量不高，凝点为3℃。蜡、胶质和沥青质含量都不是很高，按关键馏分分类属低硫中间基原油。从原油实沸点蒸馏可以知道，＜190℃馏分收率为25.87m%，＜350℃馏分收率为57.55m%，＜500℃总拔出率为77.72m%，＞350℃的馏分特性因数均高于12.00，是一种比较好的原油。1.初馏~140℃馏分

该馏分收率为17.03m%,硫含量为56.8ppm,精制后可作汽油调合组分。也可作为重整的原料,但需提高实沸点蒸馏的初始点和终馏点温度。2.140~190℃馏分该馏分的收率为9.84m%,作为溶剂油其腐蚀不合格,精制后不但可生产溶剂油,也可作为喷气燃料的调合组分。

3.190-240℃馏分该馏分收率为8.93m%,腐蚀不合格,精制后可生产灯用煤油或与140-190℃馏分调合生产喷气燃料

4.柴油馏分

240~300℃馏分收率为12.54m%,十六烷指数为54.5,凝点为-22℃,酸度、硫含量等符合优等品要求,可直接生产一20号优等品柴油300~350℃馏分收率为9.21m%,十六烷指数为57.6,凝点为4℃,馏程的50%点不合格,经碱洗后可作柴油的调合组分

5.350~500℃馏分

350~400℃、400~450℃、450~500℃三个润滑油馏分的收率分别为2.66m%、11.26m%、6.25m%,它们的凝点较高,为22~43℃,特性因数为12.07~12.11,估计脱蜡后仍为中间基基础油,粘度指数不会太高。催化裂化原料为350~500℃馏分,其收率为20.17m%,Cp%值为60.37,特性因数为12.05,说明该馏分是比较好的催化裂化原料。渣油>350℃渣油收率为39.74m%,其残炭不高,为5.53m%,镍含量不高,为4.70ppm,估计可直接作重催原料。

>500℃渣油收率为19.57m%,其残炭为11.96m%,硫含量为1.34m%,可将这部分渣油进行溶剂脱沥青,所得脱沥青油用于生产高粘度润滑油。2.2布伦特原油加工方案根据原油评价报告，按关键组分分类英国布伦特原油为低硫中间基原油。喷气燃料密度大，硫含量和芳香烃含量都是比较低的，净热值偏高，根据市场需求，可考虑生产经过精制达到合格标准的3#喷气燃料。柴油馏分的十六烷值分别为54.4和57.6，凝点为-22℃和4℃，硫含量和酸度等均符合要求，可生产-20#柴油和重柴油。减压装置的原料是塔底渣油。因此采用燃料-化工型加工方案。图2-1原油加工方案2.3布伦特原油切割方案根据原油评价报告和公式，将计算结果列于表2-1。表2-1质量分数与体积分数由表2-1作出图2-2、图2-3、图2-4、图2-5。图2-2原油实沸点蒸馏曲线图2-3原油实沸点蒸馏曲线图2-4原油密度曲线图2-5原油凝点曲线原油常压切割方案汇总于表2-2。表2-2布伦特原油常压切割方案和产品性质3油品性质参数的计算3.1油品性质参数的计算油品性质参数的计算以重整馏分为例进行。3.2蒸馏数据的相互转化由表2-2得表3-1：表3-1各馏分的常压实沸点蒸馏数据3.2.1实沸点蒸馏曲线与恩氏蒸馏曲线的相互转化（1）常顶的常压实沸点蒸馏数据见下表，0.6℃为假设的实沸点蒸馏与恩氏蒸馏50%点温度差，由图3-2-2[8]查得恩式蒸馏50%点温度。则实沸点蒸馏50%点，则假设正确。即恩氏蒸馏50%点。由图3-2-1[8]查得恩氏蒸馏曲线各段温差如下表3-2：表3-2恩氏蒸馏曲线各段温差其他恩氏蒸馏点温度是根据由恩氏蒸馏50%点（111.4℃）计算的。0%点=85.4-9.5=75.9℃10%点=97.6-12.2=85.4℃30%点=111.4-13.8=97.6℃70%点=111.4+16.0=127.4℃90%点=127.4+17.9=145.3℃100%点=145.3+20.0=165.3℃（2）常一线的常压实沸点蒸馏数据见下表，5.3℃为假设的实沸点蒸馏与恩氏蒸馏50%点温度差，由图3-2-2[8]查得恩式蒸馏50%点温度。则实沸点蒸馏50%点，则假设正确。即恩氏蒸馏50%点。由图3-2-1[8]查得恩氏蒸馏曲线各段温差如下表3-3：表3-3恩氏蒸馏曲线各段温差其他恩氏蒸馏点温度是根据由恩氏蒸馏50%点（195.7℃）计算的。0%点=182.5-7.3=175.2℃10%点=188.7-6.2=182.5℃30%点=195.7-7.0=188.7℃70%点=195.7+8.1=203.8℃90%点=203.8+10.2=214.0℃100%点=214.0+12.6=226.6℃（3）常二线的常压实沸点蒸馏数据见下表，10.3℃为假设的实沸点蒸馏与恩氏蒸馏50%点温度差，由图3-2-2[8]查得恩式蒸馏50%点温度。则实沸点蒸馏50%点，则假设正确。即恩氏蒸馏50%点。由图3-2-1[8]查得恩氏蒸馏曲线各段温差如下表3-4：表3-4恩氏蒸馏曲线各段温差其他恩氏蒸馏点温度是根据由恩氏蒸馏50%点（259.7℃）计算的。0%点=244.0-7.5=236.5℃10%点=251.6-7.6=244.0℃30%点=259.7-8.1=251.6℃70%点=259.7+7.8=267.5℃90%点=267.5+6.2=273.7℃100%点=273.7+18.0=291.7℃（4）常三线的常压实沸点蒸馏数据见下表，13.8℃为假设的实沸点蒸馏与恩氏蒸馏50%点温度差，由图3-2-2[8]查得恩式蒸馏50%点温度。则实沸点蒸馏50%点，则假设正确。即恩氏蒸馏50%点。由图3-2-1[8]查得恩氏蒸馏曲线各段温差如下表3-5：表3-5恩氏蒸馏曲线各段温差其他恩氏蒸馏点温度是根据由恩氏蒸馏50%点（290.2℃）计算的。0%点=287.5-8.0=279.5℃10%点=288.7-1.2=287.5℃30%点=290.2-1.5=288.7℃70%点=290.2+5.5=295.7℃90%点=295.7+15.2=310.9℃100%点=310.9+24.7=335.6℃（5）原油的常压实沸点蒸馏数据见下表，13.5℃为假设的实沸点蒸馏与恩氏蒸馏50%点温度差，由图3-2-2[8]查得恩式蒸馏50%点温度288.5℃。则实沸点蒸馏50%点=288.5+13.5=302℃，则假设正确。即恩氏蒸馏50%点=288.5℃。由图3-2-1[8]查得恩氏蒸馏曲线各段温差如下表3-6：表3-6恩氏蒸馏曲线各段温差其他恩氏蒸馏点温度是根据由恩氏蒸馏50%点（288.5℃）计算的。0%点=116.1-19.2=96.9℃10%点=206.1-90.0=116.1℃30%点=288.5-82.4=206.1℃70%点=288.5+130.7=419.2℃90%点=419.2+159.0=578.2℃100%点=578.2+62.7=640.9℃将计算所得的恩氏蒸馏温度整理汇总于总表3-7。表3-7产品恩氏蒸馏数据3.2.2实沸点蒸馏曲线与平衡汽化曲线的相互转化（1）常顶的常压实沸点蒸馏数据见下表，实沸点蒸馏50%点温度，其中，由图3-2-6[8]查得实沸点蒸馏50%点与平衡汽化50%点之差值为。所以，平衡汽化50%点。由图3-2-5[8]可以查得平衡汽化曲线的各段温差如表3-8：表3-8平衡汽化曲线各段温差其他平衡汽化点温度是根据平衡汽化50%点（112.3℃）计算的。0%点=99.7-3.8=95.9℃10%点=105.9-6.2=99.7℃30%点=112.3-6.4=105.9℃70%点=112.3+7.7=120.0℃90%点=120.0+8.4=128.4℃100%点=128.4+5.8=134.2℃常一线的常压实沸点蒸馏数据见下表，实沸点蒸馏50%点温度，其中，由图3-2-6[8]查得实沸点蒸馏50%点与平衡汽化50%点之差值为。所以，平衡汽化50%点。由图3-2-5[8]可以查得平衡汽化曲线的各段温差如表3-9：表3-9平衡汽化曲线各段温差其他平衡汽化点温度是根据平衡汽化50%点（204.1℃）计算的。0%点=197.9-2.8=195.1℃10%点=201.1-3.2=197.9℃30%点=204.1-3.0=201.1℃70%点=204.1+3.7=207.8℃90%点=207.8+8.8=216.6℃100%点=216.6+4.3=220.9℃（3）常二线的常压实沸点蒸馏数据见下表，实沸点蒸馏50%点温度，其中，由图3-2-6[8]查得实沸点蒸馏50%点与平衡汽化50%点之差值为。所以，平衡汽化50%点。由图3-2-5[8]可以查得平衡汽化曲线的各段温差如表3-10：表3-10平衡汽化曲线各段温差其他平衡汽化点温度是根据平衡汽化50%点（273.2℃）计算的。0%点=266.1-2.8=263.3℃10%点=269.5-3.4=266.1℃30%点=273.2-3.7=269.5℃70%点=273.2+4.1=277.3℃90%点=277.3+2.2=279.5℃100%点=279.5+5.9=285.4℃（4）常三线的常压实沸点蒸馏数据见下表，实沸点蒸馏50%点温度，其中，由图3-2-6[8]查得实沸点蒸馏50%点与平衡汽化50%点之差值为。所以，平衡汽化50%点。由图3-2-5[8]可以查得平衡汽化曲线的各段温差如表3-11：表3-11平衡汽化曲线各段温差其他平衡汽化点温度是根据平衡汽化50%点（308.3℃）计算的。0%点=307.2-3.0=304.2℃10%点=307.7-0.5=307.2℃30%点=308.3-0.6=307.7℃70%点=308.3+2.1=310.4℃90%点=310.4+6.8=317.2℃100%点=317.2+9.0=326.2℃（5）原油的常压实沸点蒸馏数据见下表，实沸点蒸馏50%点温度，其中，由图3-2-6[8]查得实沸点蒸馏50%点与平衡汽化50%点之差值为。所以，平衡汽化50%点。由图3-2-5[8]可以查得平衡汽化曲线的各段温差如表3-12：表3-12平衡汽化曲线各段温差其他平衡汽化点温度是根据平衡汽化50%点（266.0℃）计算的。0%点=129.7-17.2=112.5℃10%点=202.0-72.3=129.7℃30%点=266.0-64.0=202.0℃70%点=266.0+81.8=347.8℃90%点=347.8+83.1=430.9℃100%点=430.9+50.0=480.9℃将所得的平衡汽化温度整理汇总于总表3-13。表3-13产品平衡汽化数据3.3平均温度的计算3.3.1常顶（1）体积平均沸点（℃）；（85.4+97.6+111.4+127.4+145.3）/5=113.42℃（2）恩氏蒸馏曲线10%~90%的斜率；（145.3-85.4）/80=0.7487℃/%（3）质量平均沸点（℃）=115.1（4）实分子平均沸点（℃）=106.5（5）立方平均沸点（℃）=111.6（6）中平均沸点（℃）=109.93.3.2常一线（1）体积平均沸点（℃）；(182.5+188.7+195.7+203.8+214.0)/5=196.9℃（2）恩氏蒸馏曲线10%~90%的斜率；（214-182.5）/80=0.3937℃/%（3）质量平均沸点（℃）=197.5（4）实分子平均沸点（℃）=193.7（5）立方平均沸点（℃）=196.1（6）中平均沸点（℃）=194.93.3.3常二线（1）体积平均沸点tv（℃）；（244.0+251.6+259.7+267.5+273.7）/5=259.3℃（2）恩氏蒸馏曲线10%~90%的斜率；（273.7-244.0）/80=0.3712℃/%（3）质量平均沸点（℃）=259.8（4）实分子平均沸点（℃）=256.5（5）立方平均沸点（℃）=258.6（6）中平均沸点（℃）=258.13.3.4常三线（1）体积平均沸点tv（℃）；（287.5+288.7+290.2+295.7+310.9）/5=294.6℃（2）恩氏蒸馏曲线10%~90%的斜率；（310.9-287.5）/80=0.2925℃/%（3）质量平均沸点（℃）=294.9（4）实分子平均沸点（℃）=292.4（5）立方平均沸点（℃）=294.0（6）中平均沸点（℃）=293.23.3.5原油（1）体积平均沸点tv（℃）；（116.1+206.1+288.5+419.2+578.2）/5=321.6℃（2）恩氏蒸馏曲线10%~90%的斜率；（578.2-116.2）/80=5.775℃/%（3）质量平均沸点（℃）=343.5（4）实分子平均沸点（℃）=181.3（5）立方平均沸点（℃）=292.3（6）中平均沸点（℃）=239.43.4求d15.615.6、比重指数API°、分子量M、特性因数K3.4.1常顶由常顶油，则常顶油比重指数由，，查图2-2-1[8]得：分子量M=104.0特性因数K=11.933.4.2常一线由常一线油，则常一线油比重指数由，，查图2-2-1[8]得：分子量M=152.0特性因数K=11.423.4.3常二线由常二线油，则常二线油比重指数由，，查图2-2-1[8]得：分子量M=204.0特性因数K=11.673.4.4常三线由常三线油，则常三线油比重指数由，，查图2-2-1[8]得：分子量M=236.0特性因数K=11.623.4.5原油由原油，则原油比重指数由，，查图2-2-1[8]得：分子量M=216特性因数K=11.79表3-14油品性质参数（1）表3-15油品性质参数（2）3油品性质参数的计算3油品性质参数的计算3.5求临界性质、焦点性质3.5.1求临界性质3.5.1.1常顶（1）真临界温度tc、假临界温度由，，，查图4-2-2[8]得：，（2）求真临界压力pc、假临界压力由，，查图4-2-4[8]得：由，查图4-2-3[8]得：3.5.1.2常一线（1）真临界温度tc、假临界温度由，，，查图4-2-2[8]得：，（2）求真临界压力pc、假临界压力由，，查图4-2-4[8]得：由，查图4-2-3[8]得：3.5.1.3常二线（1）真临界温度tc、假临界温度由，，，查图4-2-2[8]得：，（2）求真临界压力pc、假临界压力由，，查图4-2-4[8]得：由，查图4-2-3[8]得：3.5.1.4常三线（1）真临界温度tc、假临界温度由，，，查图4-2-2[8]得：，（2）求真临界压力pc、假临界压力由，，查图4-2-4[8]得：由，查图4-2-3[8]得：3.5.1.5原油（1）真临界温度tc、假临界温度由，，，查图4-2-2[8]得：，（2）求真临界压力pc、假临界压力由，，查图4-2-4[8]得：由，查图4-2-3[8]得：3.5.2求焦点性质3.5.2.1常顶（1）求焦点温度t由，，查图3-5-3[8]得：（2）求焦点压力p由，，查图3-5-4[8]得：3.5.2.2常一线（1）求焦点温度t由，，查图3-5-3[8]得：（2）求焦点压力p由，，查图3-5-4[8]得：3.5.2.3常二线（1）求焦点温度t由，，查图3-5-3[8]得：（2）求焦点压力p由，，查图3-5-4[8]得：3.5.2.4常三线（1）求焦点温度t由，，查图3-5-3[8]得：（2）求焦点压力p由，，查图3-5-4[8]得：3.5.2.5原油（1）求焦点温度t由，，查图3-5-3[8]得：（2）求焦点压力p由，，查图3-5-4[8]得：表3-16油品性质参数（3）4初馏塔的工艺设计计算4.1初馏塔的操作条件4.1.1操作压力取塔顶产品罐的工作压力为0.125MPa，采用一个管壳式后冷器，壳程压降为0.015MPa，塔顶空气冷却器压力降为0.01MPa。塔顶压力=0.125+0.015+0.01=0.15MPa根据文献[1]P227页表6-10和表6-11，取初馏塔塔板数为22块，在17块板进料，浮阀塔压力降为0.6kPa，则有塔顶压力:0.15MPa汽化段压力（第16层下）:0.15+16×0.6×10-3=0.160MPa塔底压力为:0.15+21×0.6×10-3=0.163MPa4.1.2操作温度（1）汽化段温度取过汽化度为进料的2%（质量分数），即布伦特原油过汽化量为5000kg/h，过汽化油密度为0.8388g/cm3。则过汽化率的体积分数V%=2.03%。为了常压塔顶不脱空，取重整料的收率在初馏塔的24%，要求进料在汽化段中的汽化率eF为：eF（体积分数）=24+2.03=26.03%汽化段温度的求定：原油的p-T-e相图原油的焦点温度、焦点压力及其平衡汽化数据作出，汽化段温度为0.160MPa、汽化17.03%时的温度，在原油的p-T-e图上查得在0.160MPa下原油的平衡汽化数据见如下表：表4-1原油的平衡汽化数据根据表中数据即可作出布伦特原油的p-t-e相图，如图4-1。图4-1原油的p-t-e相图表4-2汽化段压力下原油的平衡汽化数据根据表中数据作出0.160MPa汽化段压力下的平衡汽化曲线如图4-2。图4-2汽化段压力下原油平衡汽化曲线由图4-2查得，汽化率eF为26.03%时，原油的汽化段温度为188℃。塔顶温度为重整料在油气分压下的露点温度。经计算，初顶油常压露点温度为134.2℃，查重整料馏分的p-t-e相图可知：0.15MPa下初顶油的露点温度为136.3℃。考虑到不凝气的存在，则塔顶温度为136.3×97%=132.2℃。取塔底温度比进料低8℃，则塔底温度为188-8=180℃塔顶采用一级冷凝冷却工艺，塔顶回流温度定为40℃。初馏塔计算草图如图4-3所示。图4-3初馏塔计算草图4.2初馏油品性质（1）产品密度根据原油性质，，10%~30%恩氏馏程斜率，查文献[8]图3-6-3得初底油和初顶油的初顶油：=0.7545，0.7537g/cm3初底油:=0.8715，0.8706g/cm3（2）恩氏馏程在0.160MPa，230℃下，根据布伦特原油的汽化率为26.03%，10%~70%恩氏斜率为，查文献[8]P118和P119图3-6-1，3-6-2，求出初顶油和初底油的恩氏温度如下表4-3恩氏蒸馏温度汇总表（3）求体积平均沸点、立方平均沸点、实分子平均沸点、质量平均沸点，中平均沸点。初顶油：体积平均沸点=（38.1+59.1+89.5+176.7+294.2）/5=131.5℃恩氏蒸馏曲线10%~90%的斜率=（294.2-38.1）/80=3.201℃/%质量平均沸点=144.4（℃）实分子平均沸点=76.6（℃）立方平均沸点=119.1（℃）中平均沸点=98.0（℃）初底油：体积平均沸点=（222.1+291.6+355.0+466.2+612.2）/5=389.4℃恩氏蒸馏曲线10%~90%的斜率=（612.2-222.1）/80=4.876℃/%质量平均沸点=402.6（℃）实分子平均沸点=299.0（℃）立方平均沸点=371.8（℃）中平均沸点=336.5（℃）表4-4平均温度汇总表（4）平衡汽化温度由恩氏蒸馏50%点的温度和10%~70%点斜率S查图6-10[1]得平衡汽化50%点温度如下表：表4-5平衡汽化温度汇总表（5）求分子量M、特性因数K初顶油：由，，查图3-4[1]得：分子量M=97特性因数K=11.58初底油：由，，查图3-4[1]得：分子量M=279特性因数K=11.79（6）求真临界温度tc、假临界温度初顶油：由，，，查图4-2-2[8]得：，初底油：由，，，查图4-2-2[8]得：，（7）求真临界压力pc、假临界压力初顶油：由，，查图4-2-4[8]得：由，查图4-2-3[8]得：初底油：由，，查图4-2-4[8]得：由，查图4-2-3[8]得：（8）求焦点温度t初顶油：由，，查图3-5-3[8]得：初底油：由，，查图3-5-3[8]得：（9）求焦点压力p初顶油：由，，查图3-5-4[8]得：初底油：由，，查图3-5-4[8]得：表4-6油品性质参数汇总表4.3物料衡算与热量衡算：4.3.1物料衡算表4-7初馏塔物料衡算表4.3.2初馏塔全塔回流热表4-8全塔回流热所以，初馏塔的全塔回流热Q=(129.3-33.4-83.3)×106=12.6×106kJ/h，上层回流吸收了上层相液的回流热，且塔顶液相焓值为328.20KJ/h。则全塔回流量L=12.6×106/(618.14-328.20)=43457kg/h，R=43457/54075=0.8R的校核：塔板数N=22，塔的顶部与塔的底部实际板数为17，则。塔顶与塔底产品的恩氏蒸馏50%点温差为。查文献[1]得图6-38得=265.5℃＞50℃，因此在该回流比下从而满足初馏塔分离精确度的要求。4.3.3初馏塔的尺寸（1）塔径的计算表4-9第2块板以下塔段的热平衡由热平衡得：30.89+80.2L=27.88+149.6L求得初馏塔内回流L=43371.7kg/h，取初馏塔内回流的分子量为99kg/kmol。则n0=43371.7/99=438.1kmol/h气相总量n=438.1+54075/99=948.3kmol/h气相负荷温度132℃，压力0.150MPa下，气相负荷体积流率为VG=948.3×8.314×(132.0+273.15)/150.0=21295.1m3/h=5.91m3/s取空塔气速u=1.2m/s，则塔径2.50m根据塔径系列标准，取塔径为2.5m校核空塔气速1.2m/s（2）塔高的确定：塔底液体流率F=195925/870.6=225.04m3/h塔底高度：3.82m（取塔底停留时间为5分钟）。取浮阀塔板间距为0.45m；取初馏塔顶高度为H1=1.5m；初馏塔底部H2=9.1m；取汽化段高度为H3=0.8m；塔体共开2个人孔，人孔处塔板之间间距为0.6m；裙座高度H5=3m，初馏塔顶封头H6=1.5m。则初馏塔的塔体高度为H=1.5+3.82+0.8+2×0.6+3+1.5+(22-5)×0.45=19.47m4.3.4初馏塔性质汇总表4-10初馏塔性质汇总

5常压塔工艺设计计算5.1产品收率及物料平衡5.1.1物料衡算表5-1常压塔物料衡算表5.1.2汽提蒸汽用量侧线产品和塔底渣油使用420℃、压力为0.3MPa的过热水蒸气。参考文献[1]P240图6-49和表6-16。表5-2汽提水蒸气用量5.2常压塔的工艺设计计算5.2.1塔板形式和塔板数选用F1型浮阀塔板。参照文献[1]P227表6-10和表6-11选定塔板数如下：表5-3常压塔塔板数选定本次设计常压塔考虑采用两个中段回流，每个中段回流用3层换热塔板，共6层，则全塔塔板数总计为35层。5.2.2精馏塔计算草图重整重整原料3450.0kg/h塔顶冷回流取热5.15×106kcal/h再沸器供热0.10×106kcal/h3号喷气燃料：29900.0kg/h二线汽提蒸汽866.25kg/h(420℃)-20号柴油：28875.0kg/h三线汽提蒸汽771.75kg/h(420℃)重柴油：27562.5kg/h塔底汽提蒸汽3760.75kJ/h(420℃)塔底渣油106137.5kg/h进料195925.0kg/h过汽化油4898.12kg/h第二中段回流取热3.69×106kcal/h第一中段回流取热3.69×106kcal/h134.2℃1195.1℃91113263.3℃192123304.2℃27352.7℃34345.7℃0.172MPa0.170MPa0.166MPa0.161MPa0.157MPa总热量Q=12.30×106kcal/h3533图5.1常压塔的计算草图5.2.3操作压力取常压塔塔顶产品罐压力为0.13MPa，塔顶采用两级冷凝冷却工艺。取塔顶空冷器压降为0.01MPa，采用管壳式后冷器，壳程压降取0.017MPa。塔顶压力=0.13+0.01+0.017=0.157MPa（绝）取每层浮阀塔板平均压降为0.5kpa（4mmHg），则推算得各部分压力如下：5.2.4汽化段温度（1）汽化段中进料的气化率与过汽化度取过汽化度为进料的2.5%（质量分数），即过汽化量为1959252.5%=4898.12kg/h最低侧线油ρ为0.8567g/cm3，M=236，取过汽化油的ρ为0.8667g/cm3，，M=250。初底油ρ为0.8706g/cm3，则过汽化率为:进料在汽化段中的汽化率为：（2）汽化段油气分压表5-4汽化段中各物料的流量塔底汽提水蒸气117.9kmol/h。汽化段油气分压为：0.160×488.21/（488.21+117.9）=0.129MPa（3）汽化段温度的初步求定a.初底油的p-T-e相图是根据初底油的焦点温度、焦点压力和平衡汽化数据绘制的（如图5-2）。初底油：焦点温度t0=567.05℃，图5-2初底油的p-T-e相图由上图得油气分压0.129MPa下初底油的平衡汽化数据整理如下：表5-5初底油的平衡汽化数据由上表数据绘出在0.129MPa下初底油的平衡汽化曲线，如图5-3所示。图5-3初底油平衡汽化曲线如图所示，当汽化率为50.39%（体积分数）时，汽化段温度为352.74℃。（4）的校核当汽化率,时，计算进料在汽化段中的焓表5-6进料带入汽化段的热量QF（p=0.172MPa，t=352.74℃）所以hF=198.16×106/195925=1011.41kJ/kg同样求出原油在加热炉出口条件下的焓h0，由于考虑到生产航煤，限定炉出口温度不超过350℃，绘制出初底油在炉出口压力0.207MPa下的平衡汽化曲线（图5-3）。当P=0.207MPa时的各点汽化温度，数据如下：表5-7炉出口压力下初底油的平衡汽化数据（P=0.207MPa）考虑到煤油的生产，出口炉温很小，不超过350℃，由图5-3可知在350℃时的汽化率e0=45.99%（体积分数）。显然e0＜eF,，即在炉膛出口处，过汽化油和一部分重柴油处于液相。据此可算出在炉出口状态下进料的焓值h0，见表5-8。表5-8进料在炉出口处携带的热量Q0（p=0.207MPa，t=350℃）所以h0=216.74×106/195925=1106.24kJ/kg。校核结果显示h0略高于hF，如果在汽化段温度352.74℃下，则可达到要求的拔出率（体积分数50.39%），炉出口温度不超过允许限度。5.2.5塔底温度取塔底温度比汽化段温度低7℃，即352.74-7=345.74℃。5.2.6塔顶及侧线温度的假设与回流热分配（1）假设塔顶及各侧线温度。假设塔顶及各侧线温度如下：表5-9假设塔顶及各侧线温度（2）全塔回流热按上述假设的温度计算求出全塔回流热各值，整理列于表5-10。表5-10全塔回流热全塔回流热Q=(50.31-38.01)×106=12.30×106kcal/h入方：①进料：进料为初底油，密度0.8706g/cm3，温度352.74℃。由表5-10可得，进料初底油的热量为199.54×106kg/h。②再沸器供热：0.42×106kJ/h②汽提水蒸气：由设计任务书，采用的是0.3MPa，420℃的水蒸气。查文献[8]P49可知：0.3MPa、420℃水蒸气的焓值为792.2kcal/kg，即792.2×4.1868=3316.8kJ/kg。热量为：3316.8×3760.75=12.47×106kJ/h合计：199.54+0.42+12.47=212.43×106kJ/h出方：①重整料：重整料从塔顶馏出，为气相，密度为0.7366g/cm3，压力为0.157MPa，温度为134.2℃，查文献[1]P84图3-14得：由t和密度查得：密度为0.7366g/cm3，特性因数K为11.8的气相馏分在常压、134.2℃时的焓值为151.6kcal/kg。由气相的焓对K的校正图可查得K=11.93时的校正值为-2kcal/kg，再由气相的焓对压力的校正图可查得压力为0.157MPa即1.55atm时的校正值为1kcal/kg。故校正后在134.2℃、1.55atm下的焓值为151.6+2-1=152.6kcal/kg，即152.6×4.1868=638.9kJ/kg热量为638.9×3450=2.20×106kJ/h②航煤：航煤从第9层采出，为液相，密度为0.8218g/cm3，压力为0.161MPa，温度为195.1℃，查文献[1]P84图3-14得：由t和密度查得：密度为0.8218g/cm3，特性因数K为11.8的液相馏分在195.1℃时的焓值为114kcal/kg。由液相的焓对K的校正图可查得K=11.42时的校正因子为1.005，故校正后在200℃下的焓值为114×1.005=114.57kcal/kg，即114.57×4.1868=479.7kJ/kg热量为479.7×29900=14.34×106kJ/h③轻柴油：轻柴油从19层采出，为液相，密度为0.8369g/cm3，压力为0.166MPa，温度为263.3℃，查文献[1]P84图3-14得：由t和密度查得：密度为0.8369g/cm3，特性因数K为11.8的液相馏分在265℃时的焓值为160.3kcal/kg。由液相的焓对K的校正图可查得K=11.67时的校正因子为1.018，故校正后在265℃下的焓值为160.3×1.018=163.2kcal/kg，即163.2×4.1868=683.3kJ/kg热量为683.3×28875=19.73×106kJ/h④重柴油：重柴油从27层采出，为液相，密度为0.8567g/cm3，压力为0.170MPa，温度为304.2℃，查文献[1]P84图3-14得：由t和密度查得：密度为0.8567g/cm3，特性因数K为11.8的液相馏分在315℃时的焓值为185.4kcal/kg。由液相的焓对K的校正图可查得K=11.62时的校正因子为1.021，故校正后在315℃下的焓值为185.4×1.021=189.3kcal/kg，即189.3×4.1868=792.6kJ/kg热量为792.6×27562.5=21.85×106kJ/h⑤重油：重油从塔底馏出，为液相，密度为0.9048g/cm3，压力为0.175MPa，温度为345.74℃，K取11.79，查文献[1]P84图3-14得：由t和密度查得：密度为0.9059g/cm3，特性因数K为11.8的液相馏分在345.74℃时的焓值为206.2kcal/kg。由液相的焓对K的校正图可查得K=11.79时的校正因子为1.040，故校正后在345.74℃下的焓值为206.2×1.040=214.4kcal/kg，即214.4×4.1868=897.6kJ/kg热量为897.6×106137.5=95.27×106kJ/h⑥汽提水蒸气：水蒸气从塔顶馏出，压力为0.157MPa，温度134.2℃，查文献[1]P84图3-14得水蒸气的焓值为654.4kcal/kg即654.4×4.1868=2739.8kJ/kg热量为2739.8×3760.75=10.30×106kJ/h合计：2.20+14.34+19.73+21.85+95.27+10.30=163.69×106kJ/h（3）回流方式及回流热分配采用塔顶两级冷凝冷却工艺，塔顶回流温度设为60℃。采用两个中段回流，第一个位于3#喷气燃料侧线与-20#柴油侧线之间（11-13层），第二个位于-20号柴油侧线与重柴油侧线之间（21-23层）。回流热分配如下：塔顶回流取热40%:Q0=4.92×106kcal/h第一中段回流取热30%:Qc1=3.69×106kcal/h第二中段回流取热30%:Qc2=3.69×106kcal/h5.2.7侧线及塔顶温度的校核（1））重柴油抽出板（第27层）温度按图5-4中的隔离体系作第27层板以下塔段的热平衡，见表5-11。表5-11重柴油抽出板以下塔段的热平衡由热平衡得：49.01×106+181.6L=43.53×106+235.7L所以内回流L=101293.9kg/h=101293.9/231=438.5kmol/h重柴油抽出板上方气相总量为：33.17+196.71+141.54+438.50+117.90=927.82kmo/h重柴油蒸气分压为0.170×438.50/927.82=0.0803MPa=602.4mmHg由重柴油常压下的平衡汽化温度转化为602.4mmHg下的平衡汽化数据。其计算结果如下：表5-12重柴油在602.4mmHg下的平衡汽化数据由上得出在602.4mmHg下重柴油的泡点温度为305.1℃，与原假设的304.2℃非常接近，即原假设温度是正确的。进料进料195925.0kg/h热量12.30×106kcal/h汽提蒸汽2122.75kg/hP=0.3MPat=420℃重整原料:3450.0kg/h3号喷气燃料:29900.0kg/h-20号柴油:28875.0kg/h水蒸气:2122.75kg/h，（P=0.170MPa，t=304.2℃）重柴油27562.5kg/ht=304.2℃渣油106137.5kg/ht=345.7℃2733图5-4柴油抽出板以下塔段的热平衡（2）-20号柴油抽出板（第19层）温度作第19层板以下塔段的热平衡，见表5-13及图5-5。表5-13-20号柴油抽出板以下塔段的热平衡由热平衡得：49.62×106+156.0L=44.43×106+208.8L所以内回流L=95075.76kg/h=95075.76/204=466.06kmol/h-20号柴油抽出板上方气相总量为：33.17+196.71+466.06+42.80+117.90=856.64kmo/h-20号柴油蒸气分压为0.166×475.40/856.64=0.0911MPa=683.4mmHg由-20号柴油常压下的平衡汽化温度转化为683.4mmHg下的平衡汽化数据。其计算结果如下：表5-14-20号柴油在683.4mmHg下的平衡汽化数据由上得出的在683.4mmHg下-20号柴油的泡点温度为262.7℃，与原假设的263.3℃非常接近，即原假设温度是正确的。进料进料195925.0kg/h热量12.30×106kcal/h汽提蒸汽2122.75kg/hP=0.3MPat=420℃重整原料：3450.0kg/h3号喷气燃料：29900.0kg/h水蒸气：2894.5kg/h（P=0.166MPa，t=263.3℃）-20号柴油28875.0kg/ht=263.3℃渣油106137.5kg/ht=345.74℃1933三线汽提蒸汽771.75kg/h(420℃)重柴油：27562.5kg/h二中回流取热3.69×106kcal/h

图5-5-20号柴油抽出板以下塔段的热平衡

（3）3号喷气燃料抽出板（第9层）温度作第9层板以下塔段的热平衡，见表5-15及图5-6。表5-153号喷气燃料抽出板以下塔段的热平衡由热平衡得：50.31×106+110.2L=45.62×106+173.3L所以内回流L=74326.46kg/h=74326.46/150=495.5kmol/h3号喷气燃料抽出板上方气相总量为：33.17+495.5+48.1+42.8+117.9=737.5kmo/h3号喷气燃料分压为0.161×495.5/737.5=0.108MPa=810.2mmHg由3号喷气燃料常压下的平衡汽化温度转化为810.2mmHg下的平衡汽化数据。其计算结果如下：表5-163号柴油在810.2mmHg下的平衡汽化数据项目0%10%30%50%温度，%195.6198.4201.6204.6由上得出的在810.2mmHg下3号喷气燃料的泡点温度为195.6℃，与原假设的195.1℃非常接近，即原假设温度是正确的。进料进料195925.0kg/h热量12.30×106kcal/h汽提蒸汽2122.75kg/hP=0.3MPat=420℃重整原料：3450.0kg/h水蒸气：3760.75kg/h（P=0.161MPa，t=195.1℃）3号喷气燃料29900.0kg/ht=195.1℃渣油106137.5kg/ht=345.7℃933二线汽提蒸汽866.25kg/h三线汽提蒸汽771.75kg/h-20号柴油：28875.0kg/h重柴油：27562.5kg/h一中回流取热3.69×106kcal/h二中回流取热3.69×106kcal/h图5-63号喷气燃料抽出板以下塔段的热平衡（4）塔顶温度塔顶冷回流温度t0=60℃，其焓值为160kJ/kg。塔顶温度t1=134.2℃，回流蒸汽的为634.7kJ/kg。故塔顶冷回流量为：43394kg/h塔顶油气量为：(43394+3450)/104=450.4kmol/h塔顶水蒸气流量为：3760.75/18=208.9kmol/h塔顶油气分压为：0.157×450.4/(450.4+208.9)=0.1072MPa塔顶温度应与重整原料在油气分压下的露点温度相对应。文献[8]P215图6-1-17所示重整原料在常压下的露点温度为134.2℃，该油气分压下的露点温度为139℃。考虑到不凝气的存在，则塔顶温度为139×97%=134.8℃。与假设的134.2℃很接近，故原假设温度正确。最后，在塔顶条件下检查水蒸气是否冷凝。塔顶水蒸气分压为：0.157-0.1073=0.0497MPa该压力对应的饱和水蒸气的温度为81.2℃，远低于塔顶温度134.2℃，使过热时蒸汽不会在塔顶凝结。5.3全塔汽液相负荷5.3.1中段回流量表5-17中段回流流率5.3.2需要计算的塔板需要计算的塔板为1，2，8，9，10，11，13，18，19，20，21，23，26，27，28，31，355.3.3塔板气液相负荷计算（1）作第35块板的气液相负荷第35板的液相负荷约对应于常压重油的气提流速106137.5kg/h，气相负荷约对应于常压重油的气提流速2122.75kg/h。液相=0.9048g/cm3t=345.7℃查文献[9]=0.00061。=0.9048-0.00061×(345.7-20)=0.7061g/cm3L=106137.5/706.1=150.3m3/h气相n=2122.75/18=117.9kmol/ht=345.7℃P=0.174MPaVG=nRT/P=117.9×8.314×(345.7+273.15)/174=3486m3/h（2）作第31块板的气液相负荷ρ20=0.8808g/cm3t=324.9℃M=279表5-18第30层以下塔段的热平衡由热平衡得：205.2×106+831L=187.85×106+1046LL=80698kg/h=80698/279=289kmol/h液相ρ20=0.8808g/cm3t=314.9℃查文献[9]r=0.00063=0.8808-0.00063×(314.9-20)=0.6950g/cm3L=80698/695.0=116.1m3/h气相n=33.17+196.71+141.54+116.79+117.9+289=895kmol/hV=nRT/P=895×8.314×(314.9+273.15)/171.5=22385m3/h（3）作第28块板的气液相负荷ρ20=0.8627g/cm3t=309.4℃M=247表5-19第27层以下塔段的热平衡由热平衡得：205.2+760L=189.2+1003LL=65844kg/h=64844/247=267kmol/h液相ρ20=0.8627g/cm3t=304.2℃查文献[9]r=0.00065=0.8627-0.00065(304.2-20)=0.6780g/cm3L=65844/678.0=97.1m3/h气相n=33.17+196.71+141.54+116.79+117.9+267=873kmol/V=nRT/P=873×8.314×(309.4+273.15)/170.5=24799m3/h（4）作第27块板的气液相负荷L=101293.9kg/h=101293.9/231=438.5kmol/h液相ρ20=0.8577g/cm3t=298.8℃查文献[9]r=0.00066=0.8577-00066(298.8-20)=0.6737g/cm3L=101293.9/673.7=150.3m3/h气相n=33.17+196.71+141.54+160.7+438.5=971kmol/hV=nRT/P=971×8.314×(304.2+273.15)/170=27417m3/h作第24块板的气液相负荷ρ20=0.8493g/cm3t=288.9℃M=224表5-20第25层以下塔段的热平衡由热平衡得：207.8×106+718L=182.04×106+962LL=105574kg/h=105574/224=471kmol/h液相ρ20=0.8493g/cm3t=282.8℃查文献[9]r=0.00067=0.8493-0.00067(282.8-20)=0.6732g/cm3L=105574/673.2=157m3/h气相n=33.17+196.71+141.54+471+160.7=1003kmol/hV=nRT/P=1003×8.314×(288.9+273.15)/168.5=27815m3/h（6）作第23块板的气液相负荷ρ20=0.8420g/cm3t=279℃M=216表5-21第22层以下塔段的热平衡由热平衡得：254.48×106+703L=228.29×106+942LL=109581kg/h=109581/216=507kmol/h液相ρ20=0.8420g/cm3t=272.9℃查文献[9]r=0.00068=0.8420-0.00068(272.9-20)=0.6700g/cm3L=109581/670.0=163.5m3/h气相n=33.17+196.71+141.54+507+160.7=1039kmol/hV=nRT/P=1039×8.314×(273.15+279)/168=28390m3/h（7）作第21块板的气液相负荷ρ20=0.8418g/cm3t=273.5℃M=212表5-22第21层以下塔段的热平衡由热平衡得：207.8×106+683L=194.95×106+924LL=53319kg/h=53319/212=251kmol/h液相ρ20=0.8318t=273.5℃查文献[9]r=0.00069=0.8318-0.00069(273.5-20)=0.6569g/cm3L=53319/656.9=81.2m3/h气相n=33.17+196.71+141.54+251+160.7=783kmol/hV=nRT/P=783×8.314×(273.15+273.5)/167=21309m3/h（8）作第20块板的气液相负荷ρ20=0.8394g/cm3t=268.4℃M=208表5-23第19层以下塔段的热平衡由热平衡得：207.8×106+666L=194.19×106+911LL=55551kg/h=55551/208=267kmol/h液相ρ20=0.8394g/cm3t=268.4℃查文献[9]r=0.00068=0.8394-0.00068(268.4-20)=0.6705g/cm3L=55551/670.5=82.8m3/h气相n=33.17+196.71+141.54+267+160.7=799kmol/hV=nRT/P=799×8.314×(273.15+268.4)/166.5=21606m3/h（9）作第19块板的气液相负荷L=95076kg/h=950756/204=466kmol/h液相ρ20=0.8363m3t=263.3℃查文献[9]r=0.00069=0.8363-0.00069(263.3-20)=0.6684g/cm3L=95076/668.4=122.2m3/h气相n=33.17+14196.71+466+208.8=905kmol/hV=nRT/P=905×8.314×(263.3+273.15)/166=23315m3/h（10）作第18块板的气液相负荷ρ20=0.8354g/cm3t=256.5℃M=199表5-24第17层以下塔段的热平衡由热平衡得：210.7×106+637L=188.71×106+884LL=89028kg/h=89028/199=447kmol/h液相ρ20=0.8354g/cm3t=256.5℃查文献[9]r=0.00069=0.8354-0.00069(256.5-20)=0.6722g/cm3L=89028/672.2=132.4m3/h气相n=33.17+196.71+447+208.8=886kmol/hV=nRT/P=886×8.314×(256.5+273.15)/165.5=23574m3/h（11）作第13块板的气液相负荷ρ20=0.8263g/cm3t=215℃M=168表5-25第12层以下塔段的热平衡由热平衡得：241.5+518L=217.05×106+785LL=91573kg/h=91573/168=545kmol/h液相ρ20=0.8263g/cm3t=215℃查文献[9]r=0.0007=0.8263-0.0007(215-20)=0.6898g/cm3L=91573/689.8=132.7m3/h气相n=33.17+196.71+545+208.8=984kmol/hV=nRT/P=984×8.314×(215+273.15)/164=24351m3/h（12）作第11块板的气液相负荷ρ20=0.8248g/cm3t=208.7℃M=162表5-26第10层以下塔段的热平衡由热平衡得210.7×106+491L=199.99×106+772LL=38114kg/h=38114/162=235kmol/h液相ρ20=0.8248g/cm3t=208.7℃查文献[9]r=0.0007=0.8248-0.0007(208.7-20)=0.6927g/cm3L=38114/692.7=55m3/h气相n=33.17+196.71+235+208.8=674kmol/hV=nRT/P=674×8.314×(208.7+273.15)/163=16565m3/h（13）作第10块板的气液相负荷ρ20=0.8218g/cm3t=201.9℃M=157表5-27第9层以下塔段的热平衡由热平衡得：210.7+483L=199.33×106+754LL=41956kg/h=41956/157=267kmol/h液相ρ20=0.8218g/cm3t=201.9℃查文献[3]r=0.0007=0.8218-0.0007(201.9-20)=0.6945g/cm3L=41956/694.5=60m3/h气相n=33.17+196.71+267+208.8=706kmol/hV=nRT/P=706×8.314×(201.9+273.15)/162.5=17159m3/h（14）作第9块板的气液相负荷L=74326kg/h=74326/150=495kmol/h液相ρ20=0.8188g/cm3t=190.7℃查文献[9]r=0.00071=0.8188-0.00071(190.7-20)=0.6975g/cm3L=74326/697.5=106m3/h气相n=33.17+495+208.8=737kmol/hV=nRT/P=737×8.314×(195.1+273.15)/162=17711m3/h（15）作第8块板的气液相负荷ρ20=0.8111g/cm3t=187.5℃M=146表5-28第7层以下塔段的热平衡由热平衡得：210.7×106+471L=190.91×106+750LL=70932kg/h=70932/146=486kmol/h液相ρ20=0.8111g/cm3t=187.5℃查文献[9]r=0.00072=0.8111-0.00072(187.5-20)=0.6905g/cm3L=70932/690.5=103m3/h气相n=33.17+486+208.8=728kmol/hV=nRT/P=728×8.314×(187.5+273.15)/161.5=17264m3/h（16）作第2块板的气液相负荷ρ20=0.7473g/cm3t=141.8℃M=110表5-29第1层以下塔段的热平衡由热平衡得：210.7×106+344L=190.11×106+750LL=50714kg/h=50714/110=461kmol/h液相ρ20=0.7473g/cm3t=141.8℃查文献[9]r=0.00081=0.7473-0.00081(141.8-20)=0.6486g/cm3L=50714/648.6=78m3/h气相n=33.17+461+208.8=703kmol/hV=nRT/P=703×8.314×(141.8+273.15)/158=15350m3/h（17）作第1块板的气液相负荷L=43394kg/h=43394/104=417kmol/h液相ρ20=0.7366g/cm3t=134.2℃查文献[9]r=0.00083=0.7366-0.0008