CH.5-3

原油蒸餾塔的操作特征(1)The

Operating

Characteristics

of

crude

distillation

tower柴油潤滑油汽油航空煤油原油 CH.5-3原油蒸餾塔的操作特征(1)柴油潤滑油汽1一、原油蒸餾裝置工藝流程掌握工藝流程的幾大要素有哪些主要設備？設備的作用、原理及主要操作條件？原料到產品的主要路線？一、原油蒸餾裝置工藝流程掌握工藝流程的幾大要素有哪些主要設備2原油蒸餾裝置一般由三部分構成：原油預處理（即電脫鹽）常壓蒸餾減壓蒸餾煉油廠最常采用的原油蒸餾流程是雙塔流程和三塔流程（未包括原油預處理），大型煉化企業多采用三塔流程。雙塔流程：常壓蒸餾減壓蒸餾三塔流程：初餾或閃蒸常壓蒸餾減壓蒸餾一、原油蒸餾裝置工藝流程原油蒸餾裝置一般由三部分構成：原油預處理（即電脫鹽）常壓蒸3原油加熱汽化的次數稱為汽化段數，此為兩段汽化。雙塔流程汽油回流煤油輕柴油重柴油轉油線轉油線接抽空系統減壓一線減壓二線減壓三線減壓渣油

＞350℃常壓渣油AR原油蒸餾工藝原理流程＞500℃或拔出溫度

更高的減壓渣油VR原油加熱汽化的次數稱為汽化段數，此為兩段汽化。雙流汽油回流輕4燃料型原油蒸餾工藝流程三塔流程燃料型

(常壓塔側有汽提塔，減壓塔側無汽提塔)180~230℃

180~230℃350~370℃~102kPa

100~120℃~8kPa/塔板2.6~2.7kPa/填料

<100℃380~420℃燃料型原油蒸餾工藝流程三流燃料型(常壓塔側有汽提塔，減壓5180~230℃汽提塔初餾塔原油泵原油

電脫鹽罐含鹽污水換熱網絡回流泵換熱網絡初頂氣

污水初頂油初底泵常壓塔回流泵常底重油常底泵污水常頂油

常一線

汽提塔

汽提蒸汽

P-56P-57

汽提蒸汽

常三線常頂循

常一線

常二線

汽提塔汽提蒸汽

常二線

常三線常一中

常二中常底蒸汽燃料-潤滑油型原油蒸餾工藝流程(常壓塔、減壓塔側均有汽提塔)

常頂氣

減頂氣汽提蒸汽減四線減頂循

減一線

汽提蒸汽

減二線汽提蒸汽減三線減一中

減二中減壓

P-105塔減底泵汽提蒸汽

減壓渣油350~370常

℃

壓轉油線

常壓爐

380~420℃減壓爐

減壓轉油線抽真空系統中段循環回流中段循環回流

P-91180~230℃汽提塔初餾原油泵原油 電脫鹽罐換熱網絡回流泵6燃料-化工型原油蒸餾工藝流程(常壓塔、減壓塔側均無汽提塔)常壓塔產品用作裂解原料，分餾精度要求不高。燃料-化工型原油蒸餾工藝流程(常壓塔、減壓塔側均無汽提塔)常7長慶石化500萬噸/年原油蒸餾裝置

常

壓

塔轉油線減壓塔加熱爐長慶石化500萬噸/年原油蒸餾裝置 常減加8

CH.5-3

原油蒸餾塔的操作特征(1)The

Operating

Characteristics

of

crude

distillation

tower柴油潤滑油汽油航空煤油原油 CH.5-3原油蒸餾塔的操作特征(1)柴油潤滑油汽9二、原油蒸餾塔的工藝特征原油蒸餾塔：常壓蒸餾塔（簡稱常壓塔）減壓蒸餾塔（簡稱減壓塔）與常規精餾（如二元體系、已知組分的多元體系）相比，原油（復雜混合物體系）蒸餾有其顯著特點。原油常減壓蒸餾塔有其特殊的工藝特征二、原油蒸餾塔的工藝特征原油蒸餾塔：常壓蒸餾塔（簡稱常壓塔）10一般精餾塔提餾段精餾段原油常壓精餾塔和一般精餾塔的比較

精

餾段完整精餾塔原油常壓精餾塔BP>350℃汽提段

只有精餾段

和塔頂冷凝汽提塔

系統的不完

整精餾塔一般精餾塔提段精原油常壓精餾塔和一般精餾塔的比較段完整精餾塔11③設置汽提段和側線汽提塔，無提餾段、無塔底再沸器，是一個不完整的精餾塔。④常壓塔入塔熱量基本靠進料提供，故進料汽化率至少應等于塔頂及各側線產品的產率之和，否則不能保證要求的拔出率或輕質油收率。⑤常壓塔進料要求有適量的過氣化率（度）。線精餾段)代替多塔系統。

⑥常壓塔回流比取決于全塔熱平衡，可調余地小,能滿足精餾要求。⑦恒分子回流的假定完全不適用。Why?1、原油常壓塔的工藝特點

①原料和產品均為復雜混合物，產

品質量由質量指標控制，而不是組

分純度。

②產品多于2個，用復雜塔(即多側③設置汽提段和側線汽提塔，無提④常壓塔入塔熱量基本靠進料提供12

多塔系統按一般精餾塔設計時，原油常壓蒸餾排列方案精餾段提餾段

復雜塔更適于大規模連續生產，技術經濟性更高。 多塔系統精 復雜塔13汽提塔汽提段原油常壓精餾塔因側線產品抽出未經提餾，增設側線汽提塔，以保證產品質量。汽提塔汽原常精因側線產品抽出未經塔，以保證產品質量。14重要概念：過氣化率/度

over

flash

rate指原油進塔的汽化率比塔上部各產品收率高出的部分目的：確保最低側線抽出版下方的幾層塔板有一定的液相回流，以保證最低側線產品質量。過氣化率%

=

進料汽化率%-塔頂及側線產品總收率%=（過汽化量/進料量）ⅹ100%過氣化率一般范圍：常壓塔

2-4%減壓塔

1-2%重要概念：過氣化率/度overflashrate15衡量蒸餾裝置操作水平的三大標志:產品分餾精確度原油拔出率裝置能耗2、分餾精確度

degree

of

fractionation衡量蒸餾裝置操作水平的三大標志:產品分餾精確度原油拔出率裝置16tIBP

tFBPH

L分餾精確度的表示方法

①

用恩氏蒸餾數據表示

重餾分或用t5%

輕餾分或用t95%ASTM=>0

稱為“間隙”，越大分離精度越高<0

稱為“重疊”，越小分離精度越高Why?tIBPtFBPH17原油蒸餾塔兩個相鄰產品的恩氏蒸餾分析結果較重產品H較輕產品L原油蒸餾塔兩個相鄰產品的恩氏蒸餾分析結果較重產品H較輕產品L18

②

用TBP蒸餾數據表示只能出現一種情況:TBP=

<

0

稱為重疊，越小分離精度高

LFBP

HIBPt

tWhy? ②用TBP蒸餾數據表示TBP=<0稱為重19TBPLH1

TBP

curve23

相切／理想切割45

部分重疊67

完全重疊原油蒸餾塔兩個相鄰產品的TBP蒸餾分析結果

理想切割TBPLH1TBPcurve原油蒸餾塔兩個相鄰產20影響分餾精確度的主要因素

回流比—由全塔熱平衡確定

塔板數—依經驗確定

組分間分離難易程度—

由兩餾分恩氏蒸餾50%點的溫度差

△t50%.ASTM確定。問題？依經驗選定的塔板數能否滿足分餾精確度要求？解決方法：查Packie

圖

或用Packie

圖關聯公式

該方法不適于催化分餾塔，用于減壓塔準確性下降。影響分餾精確度的主要因素問題？依經驗選定的塔板數能否滿足分餾21塔段分離能力F=R1*N1

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

=(Ln/

Vn+1)*Nn塔F=R1*N1=(L1/V2)*N1F=Rn*Nn=22若兩側線間設置循環回流(原油蒸餾塔均有)，因循注意：

由Packie圖或其關聯式確定的塔板數為蒸餾塔不

當兩側線間增設循環回流后，為保證設置“循環回流”時的實際塔板數。

兩側線產品的分離精度，由Packie圖確定

的塔板數應增加2塊，才是兩側線間需要環回流塔段的塔板主要起換熱作用，估算認為該塔段3

的實際塔板數。塊塔板的分餾精度約相當于1塊實際塔板（即無循環回流塔段的塔板）。

LL若兩側線間設置循環回流(原油蒸餾塔均有)，因循注意： 當兩23CH.5-3

原油蒸餾塔的操作特征(2)The

Operating

Characteristics

of

crude

distillation

towerCH.5-3原油蒸餾塔的操作特征(2)TheOpe24

主要內容回顧一、原油蒸餾裝置工藝流程二、原油蒸餾塔的工藝特征1.原油常壓塔的工藝特點7點過氣化率2.分餾精確度2種表示方法3個影響因素3.石油精餾塔氣、液相負荷的分布規律 主要內容回顧1.原油常壓塔的工藝特點7點過氣化率2.分餾精25選好隔離體系入方熱＝出方熱學習要求：掌握推導方法和思路重點分析有代表性塔段的氣、液相負荷分布規律，介紹關鍵塔板氣、液相負荷的計算方法。

二、原油蒸餾塔的工藝特征

3、石油精餾塔氣、液相負荷的分布規律基本方法：進行塔段熱平衡計算選好隔離體系入方熱＝出方熱學習要求：掌握推導方法和思路 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?分別為進料、塔頂汽油、

側線煤油、柴油和塔底

重油的流量，kmol/h；tD,tM,tG,tW

?分別為D,M,G,W的溫度,

℃；tF,t1?分別為進料和塔頂的溫度，℃；L0?塔頂冷回流量，kmol/h；e?進料汽化率，mol分率；S?塔底汽提蒸汽用量，kmol/h；tS?汽提用過熱水蒸氣溫度，℃；h?物流焓，kJ／kmol，上角標V代表氣相，L表示液相以常壓塔為例進行分析各符號說明見教材P228D,tDDL,tDM,tMM27

只有頂回流和側線抽出，沒有中段循環回流選好如圖所示的隔離體系，作全塔熱平衡計算先不考慮塔頂回流L0:（1）塔頂氣、液相負荷

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是為了達到全塔熱平衡必須由塔頂回流L0取走的熱量亦即全塔總回流取熱，或稱全塔剩余熱量。令Q

=

Q入-

Q出 只有頂回流和側線抽出，沒有中段循環回流先不考慮塔頂回流L0280(hL

v0,t1Q

hL

L

0,t0

)L

（kmol

/

h）

V

1

（1）塔頂氣、液相負荷

L0、V1

知全塔剩余熱量：Q

=

Q入-

Q出故塔頂液相負荷：塔頂氣相負荷：

（kmol

/h）

L0

D

SLQkJ

/h

L0hV0,t1

hL0,t00(hLv0,t1QL（kmol/h）V129（2）汽化段(即進料段)的氣、液相負荷

Ln、VF若忽略過汽化量，則

Ln

=

0但實際有Ln

，此時Ln的計算方法同

(3)若沒有Ln，則進料物流溫度不可能由tF降至tnVF

=

D

+

M

+

G

+

S

+

Ln（2）汽化段(即進料段)的氣、液相負荷Ln、VF若忽略過汽30Lm-1圖7-44

汽化段與精餾段隔離體系圖GF

,tF

FFDM

G

SIIILn-1m-1,tm-1m,tmn-1,tn-1n,tnWS作隔離體系Ⅰ熱平（3）最低側線抽出板下方的氣、液相負荷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，得隔離體系Ⅰ熱量Qn:

Qn

=

Q入,n

–

Q出,

n顯然，Qn要靠液相回流

Ln-1

在n板上汽化取走稱其為n板上的回流熱先不計液相回流，則有：Lm-1圖7-44汽化段與精餾段隔離體系圖GF,tF31Lm-1圖7-44

汽化段與精餾段隔離體系圖FFGF

,tFDM

G

SIIILn-1m-1,tm-1m,tmn-1,tn-1n,tnWS（3）最低側線抽出板下方的氣、液相負荷

作隔離體系Ⅰ熱平上式中：

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板的液相回流量為：第n板上的氣相負荷為：Vnkmol

/h

D

M

G

S

Ln1Lm-1圖7-44汽化段與精餾段隔離體系圖FFGF,32Lm-1圖7-44

汽化段與精餾段隔離體系圖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）

作隔離體系Ⅱ

，同理可知：m板上的回流熱Qm

靠液相回流Lm-1氣化取走

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由熱平計算可得：自第m板上升的氣相負荷Vmkmol

/h

D

M

G

S

Lm1Lm-1圖7-44汽化段與精餾段隔離體系圖FFGF,33

Qm(hL

vm1,tm

hL

L

m1,tm1)1Lm（kmol

/

h）

以Lm-1為例，分析液相回流量的影響因素：分子項Qm為m板上的回流熱，其大小與各物流的焓值大小有關；分母項分析：液相回流Lm-1的焓差視為兩部分組成

一是液相回流Lm-1由tm-1升溫至tm，即顯熱變化。

二是液相回流Lm-1在tm溫度下氣化，即氣化潛熱。顯然氣化潛熱對焓差的影響更大，故分母項大小與物料的氣化潛熱有關。 Qm1Lm（kmol/h）以Lm-1為例，分析液34烴正己烷正十二烷環己烷甲基環己烷苯異丙苯相對分子質量86.172170.3384.1698.1878.1120.19常壓沸點，℃68.7216.2880.74100.9380.10152.39氣化潛熱kJ/kg335230357323394312410kJ/kmol2.88643.91763.00933.17353.07643.7541烴類氣化潛熱變化規律烴類的摩爾氣化潛熱隨相對分子質量和沸點的升高而增大烴正己烷正十二烷環己烷甲基環己烷苯異丙苯相對分子質量86.135Lm-1圖7-44

汽化段與精餾段隔離體系圖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）

最低側線抽出板下方塔段氣液相負荷變化規律分析

由隔離體系Ⅰ、Ⅱ熱平計算可得：分母項分析：因烴類的摩爾氣化潛熱隨著相對分子質量和沸點的降低而減小，且沿塔高上行，油料變輕。故

Lm-1的分母項

<Ln-1的分母項Lm-1圖7-44汽化段與精餾段隔離體系圖FFGF,36最低側線抽出板下方塔段氣液相負荷變化規律分析

Qm(hL

vm1,tm

hL

L

m1,tm1)1Lm（kmol

/

h）

(hL

vn1,tnQn

hL

L

n1,tn1)1Ln（kmol

/

h）

分子項分析：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

因選取隔離體系的基準一致，故Q入,n

=

Q入,m因n板溫度tn高于m板溫度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綜合分析得到，液相回流量變化：Lm-1＞

Ln-1故有

Vm

>

VnQ出,m(kJ

/h)

DhD

v

,tm

MhM

v

,tm

GhG

v

,tm

ShS

v,tm最低側線抽出板下方塔段氣液相負荷變化規律分析 Qm1Lm（37

沿石油精餾塔進料段自下而上，因油料逐板變輕，其摩爾汽化潛熱逐板減小、回流熱逐板增大，故以摩爾流量(kmol/h)表示的氣液相負荷逐板增大。結論一：無側線抽出、無循環回流塔段氣液相負荷的分布規律 沿石油精餾塔進料段自下而上，因油料逐板變輕，其結論一：無側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抽出板上的回流熱：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）經過側線抽出板時氣液相負荷的變化

同理，作隔離體系Ⅲ熱平，基準同隔離體系Ⅰ、Ⅱ。

先不計液相回流，則有：G1Q入，m（kJ/h)Q入，mQ入，nQm1(39m板與m-1板液相負荷的比較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板抽出板分子項為回流熱Q

=入方熱

—

出方熱

因選取隔離體系的基準一致

故m板和m-1板回流熱的入方熱相等，即：

Q入，m（kJ

/h)Q入，m

Q入，nGm板與m-1板液相負荷的比較11 Qm240Sh

G(h

h)m板與m-1板液相負荷的比較Q出,m1(kJ

/h)

DhD

v

,tm1

MhM

v

,tm1

GhG

v,tm1

v

v

L

S,tm1

G,tm1

G,tm1可見，因二者入方熱相等，但出方熱有明顯差別，

故(m-1)#抽出板的回流熱比m板會有明顯變化。

但出方熱有明顯不同：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板與m41公式(6-75)

經過側線抽出板時回流熱的變化Q入,m1(kJ

/h)

DhD

v

,tF

MhM

v

,tF

GhG

v,tF

ShS

v,tF

Q入，m

Q入，n

'側線抽出板的回流熱：

'因抽出板的回流熱有明顯增量，故流至抽出板的液相回流量會明顯增大。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) 經過側線抽出板時回流熱的變化 'Q出,m42第m板上方：Vm

=

D

+

M

+

S

+

G+Lm-1Lm-2（4）經過側線抽出板時氣液相負荷的變化漸增量

=

Lm-1+⊿L

正常溫降所需的內回流量突增量

=

側線抽出量

G

確保側線餾分全部冷凝液相負荷變化氣相負荷變化

第m-1抽出板上方：Vm-1

=

D

+

M

+

S

+

Lm-2

=D

+

M

+

S

+

G

+

Lm-1+⊿L

=

Vm

+⊿L可見，經過側線抽出板時，氣相負荷沒有突增量，仍是緩慢增大。第m板上方：Vm=D+M+S+G+Lm-143沿塔高上行，每經過一個側線抽出板時，流至抽出板的液

相回流量（即液相負荷）有突增，但氣相負荷仍然是平緩

增大。結論二：經過側線抽出板的氣液相負荷變化規律沿塔高上行，每經過一個側線抽出板時，流至抽出板的液結論二：經44回流熱Q1回流熱Q20L1

Q1

(hL

v0,t1

hL

L

0,t0

)

Q2(hL

v1，t2

hL

L

1,t1)L

（kmol

/

h）

（kmol

/

h）

（5）塔頂第一、二層板之間的氣、液相負荷

同前：1板回流熱Q1需靠

L0

汽化取走

2板回流熱Q2需靠

L1

汽化取走

液相回流量（即液相負荷）表達式如下：回流熱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）塔頂第一、二層板之間的氣、液相負荷

液相負荷比較：

若不設循環回流，則相鄰兩板溫差不大，為方便比較近似認為

Q1≈Q2，t1≈

t2hL

v1,t2hL

v0

,t1

≈但因t0遠低于t1，故有：hL

L

0

,t0

遠小于

hL

L

1,t1分析得到：L0<L10 Q1L（kmol/h）46因L0

<

L1，故有：

V1

<

V2（5）塔頂第一、二層板之間的氣、液相負荷氣相負荷比較：V

1(kmol/h)

DS

L0V2(kmol

/

h)

D

S

L

1因L0<L1，故有：V1<V2（5）塔頂47沿石油精餾塔進料段自下而上，氣液相負荷至第二層板達到最大，進入第一層板后均有明顯降低。結論三：塔頂第一、二層板之間氣液相負荷變化規律沿石油精餾塔進料段自下而上，氣液相負荷至第二層板達到最大，進48————僅有塔頂冷回流;―――

塔頂冷回流和兩個中段循環回流。采用中段回流前后氣、液相負荷分布情況

塔板對應點有意義，連線沒有實際意義。————僅有塔頂冷回流;―――塔頂冷回流和兩個中段循環回49幾點說明：1、討論氣液相負荷變化規律時，均以kmoL/h

為單位，才有上述規律。2、塔板對應的數據點有實際意義，點間連線無任何意義。3、討論僅涉及量的變化，但流經各塔板的氣相和液相的組成是逐板變化的。幾點說明：1、討論氣液相負荷變化規律時，均以kmoL/h50目的:利用塔內剩余熱量確保裝置熱量平衡降低裝置能耗提高能量利用水平4、回流方式目的:利用塔內剩余熱量確保裝置熱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

,

,

循環回流量Lc計算公式：LQcQc

--循環回流熱，kJ/h；

h—焓值，kJ/kg。LchkgL52塔頂冷回流塔頂二級冷凝冷卻塔頂循環回流依不同部位，回流方式分為：塔頂冷回流塔頂二級冷凝冷卻塔頂循環回流依不同部位，回流方式分53中段循環回流塔底循環回流（見CH.8）依不同部位，回流方式分為：中段循環回流塔底循環回流（見CH.8）依不同部位，回流方式分54CH.5-3

小

結原油蒸餾裝置工藝流程裝置基本構成原油—直餾產品的工藝路線燃料型、潤滑油型、化工型蒸餾裝置的區別常壓精餾塔的工藝特點多側線產品、沒有提餾段的不完整精餾塔

回流比由全塔熱平衡決定

進料要求有適量的過汽化率恒分子回流假定不適用分餾精確度的確定方法相鄰兩餾分的恩氏蒸餾數據或TBP數據間歇重疊石油精餾塔內氣液相負荷分布規律推導方法關鍵塔板或塔段氣液相負荷變化特點抽出板塔頂第1、2層板有中段回流回流方式目的意義計算方法塔頂、中段、塔底三種回流方式CH.5-3小結原油蒸餾裝置工藝流程裝置基本構成原55CH.5-3

原油蒸餾塔的操作特征(3)The

Operating

Characteristics

of

crude

distillation

towerCH.5-3原油蒸餾塔的操作特征(3)TheOpe56主要內容回顧一、原油蒸餾裝置工藝流程二、原油蒸餾塔的工藝特征

1.原油常壓塔的工藝特點

2.分餾精確度3.石油精餾塔氣、液相負荷的分布規律4.回流方式三、減壓蒸餾塔的工藝特征主要內容回顧一、原油蒸餾裝置工藝流程3.石油精餾塔氣、液相負57

三、減壓蒸餾塔的工藝特征

減壓蒸餾的目的：

分離出原油中的蠟油減壓蒸餾塔的產品及利用:側線蠟油VGO：作裂化原料，主要控制指標-

密度、殘碳、重金屬含量及氫含量

作潤滑油基礎原料，主要控制指標-

黏度、殘炭、色度，餾程塔底渣油VR：作焦化原料、溶劑脫瀝青原料

作FCC原料

作固定床加氫處理原料可處理劣質渣油（金屬含量>200PPm）一般處理低硫、低金屬、低殘碳渣油一般處理金屬含量≯200PPm

渣油作沸騰床或懸浮床加氫處理原料

可處理劣質渣油 三、減壓蒸餾塔的工藝特征塔底渣油VR：作焦化原料、溶劑脫瀝58（1）一般工藝特征歸納9點與低壓操作有關：①

塔徑大，采用多個循環回流減小塔徑；②

提高塔底標高/～10

m，給渣油泵提供足夠灌注頭。

因塔內負壓，確保渣油順利抽出

三、減壓蒸餾塔的工藝特征1、工藝特征（1）一般工藝特征歸納9點與低壓操作有關： 三、減壓蒸餾塔的59（1）一般工藝特征

與產品質量有關：③塔板間距比常壓塔大，以減少泡沫攜帶量。加大板間距可減少塔板數；油料重、黏度高、含有表面活性物質、氣速大，易發泡，專設破沫網減少泡沫影響。三、減壓蒸餾塔的工藝特征（1）一般工藝特征③塔板間距比常壓塔大，以減少泡沫攜帶量。加60（1）一般工藝特征與拔出率有關：三、減壓蒸餾塔的工藝特征④塔頂縮徑，提高抽真空效果；⑤塔頂采用循環回流，而不用冷回流；

可以減少塔頂氣體流量，有利于抽真空。⑥塔底縮徑，縮短渣油在塔內停留時間；塔底溫度高、油料重，減少裂解、縮合反應。（1）一般工藝特征與拔出率有關：三、減壓蒸餾塔的工藝特征④塔61（1）一般工藝特征與拔出率有關：三、減壓蒸餾塔的工藝特征⑦采用低壓降塔板或填料及較少塔板數，降低氣化段到塔頂流動壓降；盡可能提高爐出口處真空度，利于油料氣化。⑧塔底汽提蒸氣用量比常壓塔大，以降低氣化段油氣分壓；油氣分壓降低利于油料氣化⑨嚴格控制爐出口溫度，避免過多裂解、縮合反應。不同生產目的，要求控制不同的爐出口溫度。潤滑油/390℃

燃料/420℃（1）一般工藝特征與拔出率有關：三、減壓蒸餾塔的工藝特征⑦采62

（2）潤滑油型減壓塔工藝特征生產目的：提供潤滑油基礎油原料依潤滑油牌號不同，對基礎油料的質量要求不同。工藝要求：提供黏度合適、殘炭低、色度好，餾程窄的潤滑油基礎油料 （2）潤滑油型減壓塔工藝特征依潤滑油牌號不同，對基礎油料的63（2）潤滑油型減壓塔工藝特征工藝特征：除具有減壓塔的一般工藝特征外，其他與常壓塔相似。對潤滑油料的質量要求決定其以下工藝特點：高真空-

保收率、防裂解；低爐溫-

降低爐內裂解、縮合程度，利于降低比色、殘碳；≯390℃高分離精度-

多側線（4-5個），必須設減壓汽提塔良好的洗滌效果-

利于降低比色、殘碳塔的設計計算也與常壓塔大致相同，但溫度確定有別。（2）潤滑油型減壓塔工藝特征工藝特征：除具有減壓塔的一般工藝64（2）潤滑油型減壓塔工藝特征減壓塔的溫度條件常依經驗確定：側線溫度：泡點溫度取抽出板上總壓的30～50%作為油氣分壓，求該分壓下的泡點溫度。塔頂溫度：餾出物是不凝氣+水蒸氣一般取比塔頂循環回流進塔溫度高出28～40℃塔底溫度：一般取比汽化段（進料段）溫度低5～10℃（2）潤滑油型減壓塔工藝特征減壓塔的溫度條件常依經驗確定：側65潤滑油型減壓塔示意圖潤滑油型減壓塔示意圖66（3）燃料型減壓塔的工藝特征工藝要求：

提供裂化原料，對餾分組成要求不高；主要控制餾分殘碳及金屬含量；盡可能提高餾出油拔出率。工藝結構特征：與潤滑油型減壓塔有別，沒有側線汽提塔。（3）燃料型減壓塔的工藝特征工藝要求：提供裂化原料，對餾67燃料型減壓塔燃料型減壓塔68工藝特征：①

可以大幅度減少塔板數以降低從氣化段主塔頂的壓降；②

可以大大減少內回流量；③

設洗滌段，以降低餾出油殘碳值和重金屬含量；④

氣、液負荷分布與常壓塔或潤滑油型減壓塔有很大不同。（3）燃料型減壓塔的工藝特征工藝特征：①可以大幅度減少塔板數以降低從氣化段主塔頂的壓69≦420℃

圖6-52

側線產品平衡冷凝過程，汽化段上方幾層塔板上有內回流，其余基本沒有。<100℃

冷

凝

塔

段汽化段AR≦420℃<100℃汽化段AR70

2、抽真空系統（1）主要設備

蒸汽噴射器：以高壓水蒸氣為動力

水蒸汽高速流動使噴管周圍形成高真空

能耗高、能量利用效率低。機械真空泵：以電作動力如羅茨真空泵同樣真空度，能耗遠低于蒸汽噴射泵，能效高出8-10倍。 2、抽真空系統機械真空泵：以電作動力如羅茨真空泵同樣真空71二級抽真空系統

減壓塔的真空度受制約于冷凝器溫度下水的飽和蒸汽壓，塔頂殘壓一般

>8

kPa20℃時，水的飽和蒸氣壓約2.34kpa二級抽真空系統受制約于冷凝器溫度下水的飽和蒸汽壓，20℃時，72（2）真空度極限和增壓噴射器可以看出:采用二級抽真空系統，減壓塔的真空度受限。采用有增壓噴射器的三級抽真空系統可以打破此限制（2）真空度極限和增壓噴射器可以看出:采用二級抽真空系統，減73

噴射器直接與減壓塔頂不凝氣流出管線連接，其工作負荷、蒸汽消耗量有別于其它噴射器，故稱為增壓噴射器。三級抽真空系統 噴射器直接與減壓塔頂三級抽真空系統74項目增壓噴射器一級噴射器二級噴射器噴嘴個數/喉徑，mm9/11.71/14.71/13.7擴壓管喉徑，mm3058446.5工作蒸氣壓力，MPa（表）0.90.90.9吸入氣體溫度，℃1004040吸入氣體量kg/h油氣780--分解氣310310310空氣253035水蒸氣100025040吸入氣體壓力，kPa2.712.041.3工作蒸氣用量，kg/h2760690700100×104t/a常減壓裝置蒸氣噴射器計算數據項目增壓噴射器一級噴射器二級噴射器噴嘴個數/喉徑，mm9/175塔頂殘壓，kPa抽真空級數13.3112～2.723.3～0.53(有增壓噴射器)0.8～0.044(有增壓噴射器)0.13～0.0075(有增壓噴射器)抽真空系統的級數根據減壓塔所要求的真空度確定塔頂殘壓，kPa抽真空級數13.3112～2.723.3～0763、干式減壓蒸餾何謂濕式減壓蒸餾？塔底及加熱爐管通入水蒸氣的減壓蒸餾通入水蒸氣是為了降低油氣分壓，以利于提高拔出率。濕式減壓蒸餾的不足之處：①

蒸汽消耗量大，塔頂冷凝器負荷增大，含油污水量增大；②

塔內氣相負荷明顯增大③

塔頂殘壓只有5.3～8.0kPa3、干式減壓蒸餾何謂濕式減壓蒸餾？塔底及加熱爐管通入水蒸氣的77何謂干式減壓蒸餾？不依賴注入水蒸氣來降低油氣分壓的減壓蒸餾，而是通過其它手段和措施提高減壓塔的拔出率。3、干式減壓蒸餾干式減壓蒸餾的發展源于蒸餾裝置的節能塔頂殘壓顯著降低：1.1～2.1kPa；“濕式”

5.3～8.0kPa何謂干式減壓蒸餾？不依賴注入水蒸氣來降低油氣分壓的減壓蒸餾，783、干式減壓蒸餾實現干式減壓蒸餾的技術措施：（1）采用有增壓噴射器的三級抽真空系統，提高減壓塔真空度；（2）采用填料部分或全部代替塔板，降低氣化段至塔頂的壓降，降低氣化段殘壓；（3）采用低速轉油線，降低爐出口至減壓塔（即轉油線）壓降；降低爐出口殘壓；（4）設置洗滌段，減少雜質攜帶；設置噴淋段，確保填料表面的有效利用率。3、干式減壓蒸餾實現干式減壓蒸餾的技術措施：（1）采用有增壓79干式減壓蒸餾工藝流程干式減壓蒸餾工藝流程80兩段洗滌流程兩81使用干式減壓蒸餾的顯著效益

操作方式抽真空級數處理量，t/d塔頂殘壓，kPa氣化段殘壓，kPa氣化段溫度，℃塔底溫度，℃拔出率(對減壓塔進料)，％減壓系統水蒸氣單耗，kg/t減壓爐入口溫度，℃減壓爐出口溫度，℃減壓爐熱負荷，104

kJ/h塔頂冷凝器熱負荷，kJ/h干式蒸餾

3

6009

0.8

3.4

365

362

49.61

11.17

345

385

4032

7660濕式蒸餾

2

6000

7.3

9.3

373

365

49.13

22.21

345

395

4714

18080使用干式減壓蒸餾的顯著效益 操作方式干式蒸餾濕式蒸餾824、減壓深拔技術減少渣油收率、提高原油利用率及經濟效益

減壓深拔的概念及定義：

原油切割至560℃（TBP）以上，且拔出的蠟油及VR能滿足下游裝置對原料質量要求，VR<538℃組分含量不超過5%。

主要控制條件：塔頂溫度：60～80℃塔頂壓力：1.1～4.0kPa

爐出口溫度：400-410

℃以上

采用多級抽真空系統減壓深拔技術包括：減壓加熱爐技術、轉油線技術、抽真空技術及減壓蒸餾塔技術等

以上多項技術的集成與優化，形成完整的減壓深拔技術。4、減壓深拔技術減少渣油收率、提高原油利用率及經濟效益 減83小

結了解了減壓蒸餾的目的及意義了解了減壓蒸餾塔的產品及利用途徑認識了減壓蒸餾塔的工藝特征，以及潤滑油型、燃料型減壓蒸餾的工藝特征及區別小結了解了減壓蒸餾的目的及意義84

CH.5-3

原油蒸餾塔的操作特征(1)The

Operating

Characteristics

of

crude

distillation

tower柴油潤滑油汽油航空煤油原油 CH.5-3原油蒸餾塔的操作特征(1)柴油潤滑油汽85一、原油蒸餾裝置工藝流程掌握工藝流程的幾大要素有哪些主要設備？設備的作用、原理及主要操作條件？原料到產品的主要路線？一、原油蒸餾裝置工藝流程掌握工藝流程的幾大要素有哪些主要設備86原油蒸餾裝置一般由三部分構成：原油預處理（即電脫鹽）常壓蒸餾減壓蒸餾煉油廠最常采用的原油蒸餾流程是雙塔流程和三塔流程（未包括原油預處理），大型煉化企業多采用三塔流程。雙塔流程：常壓蒸餾減壓蒸餾三塔流程：初餾或閃蒸常壓蒸餾減壓蒸餾一、原油蒸餾裝置工藝流程原油蒸餾裝置一般由三部分構成：原油預處理（即電脫鹽）常壓蒸87原油加熱汽化的次數稱為汽化段數，此為兩段汽化。雙塔流程汽油回流煤油輕柴油重柴油轉油線轉油線接抽空系統減壓一線減壓二線減壓三線減壓渣油

＞350℃常壓渣油AR原油蒸餾工藝原理流程＞500℃或拔出溫度

更高的減壓渣油VR原油加熱汽化的次數稱為汽化段數，此為兩段汽化。雙流汽油回流輕88燃料型原油蒸餾工藝流程三塔流程燃料型

(常壓塔側有汽提塔，減壓塔側無汽提塔)180~230℃

180~230℃350~370℃~102kPa

100~120℃~8kPa/塔板2.6~2.7kPa/填料

<100℃380~420℃燃料型原油蒸餾工藝流程三流燃料型(常壓塔側有汽提塔，減壓89180~230℃汽提塔初餾塔原油泵原油

電脫鹽罐含鹽污水換熱網絡回流泵換熱網絡初頂氣

污水初頂油初底泵常壓塔回流泵常底重油常底泵污水常頂油

常一線

汽提塔

汽提蒸汽

P-56P-57

汽提蒸汽

常三線常頂循

常一線

常二線

汽提塔汽提蒸汽

常二線

常三線常一中

常二中常底蒸汽燃料-潤滑油型原油蒸餾工藝流程(常壓塔、減壓塔側均有汽提塔)

常頂氣

減頂氣汽提蒸汽減四線減頂循

減一線

汽提蒸汽

減二線汽提蒸汽減三線減一中

減二中減壓

P-105塔減底泵汽提蒸汽

減壓渣油350~370常

℃

壓轉油線

常壓爐

380~420℃減壓爐

減壓轉油線抽真空系統中段循環回流中段循環回流

P-91180~230℃汽提塔初餾原油泵原油 電脫鹽罐換熱網絡回流泵90燃料-化工型原油蒸餾工藝流程(常壓塔、減壓塔側均無汽提塔)常壓塔產品用作裂解原料，分餾精度要求不高。燃料-化工型原油蒸餾工藝流程(常壓塔、減壓塔側均無汽提塔)常91長慶石化500萬噸/年原油蒸餾裝置

常

壓

塔轉油線減壓塔加熱爐長慶石化500萬噸/年原油蒸餾裝置 常減加92

CH.5-3

原油蒸餾塔的操作特征(1)The

Operating

Characteristics

of

crude

distillation

tower柴油潤滑油汽油航空煤油原油 CH.5-3原油蒸餾塔的操作特征(1)柴油潤滑油汽93二、原油蒸餾塔的工藝特征原油蒸餾塔：常壓蒸餾塔（簡稱常壓塔）減壓蒸餾塔（簡稱減壓塔）與常規精餾（如二元體系、已知組分的多元體系）相比，原油（復雜混合物體系）蒸餾有其顯著特點。原油常減壓蒸餾塔有其特殊的工藝特征二、原油蒸餾塔的工藝特征原油蒸餾塔：常壓蒸餾塔（簡稱常壓塔）94一般精餾塔提餾段精餾段原油常壓精餾塔和一般精餾塔的比較

精

餾段完整精餾塔原油常壓精餾塔BP>350℃汽提段

只有精餾段

和塔頂冷凝汽提塔

系統的不完

整精餾塔一般精餾塔提段精原油常壓精餾塔和一般精餾塔的比較段完整精餾塔95③設置汽提段和側線汽提塔，無提餾段、無塔底再沸器，是一個不完整的精餾塔。④常壓塔入塔熱量基本靠進料提供，故進料汽化率至少應等于塔頂及各側線產品的產率之和，否則不能保證要求的拔出率或輕質油收率。⑤常壓塔進料要求有適量的過氣化率（度）。線精餾段)代替多塔系統。

⑥常壓塔回流比取決于全塔熱平衡，可調余地小,能滿足精餾要求。⑦恒分子回流的假定完全不適用。Why?1、原油常壓塔的工藝特點

①原料和產品均為復雜混合物，產

品質量由質量指標控制，而不是組

分純度。

②產品多于2個，用復雜塔(即多側③設置汽提段和側線汽提塔，無提④常壓塔入塔熱量基本靠進料提供96

多塔系統按一般精餾塔設計時，原油常壓蒸餾排列方案精餾段提餾段

復雜塔更適于大規模連續生產，技術經濟性更高。 多塔系統精 復雜塔97汽提塔汽提段原油常壓精餾塔因側線產品抽出未經提餾，增設側線汽提塔，以保證產品質量。汽提塔汽原常精因側線產品抽出未經塔，以保證產品質量。98重要概念：過氣化率/度

over

flash

rate指原油進塔的汽化率比塔上部各產品收率高出的部分目的：確保最低側線抽出版下方的幾層塔板有一定的液相回流，以保證最低側線產品質量。過氣化率%

=

進料汽化率%-塔頂及側線產品總收率%=（過汽化量/進料量）ⅹ100%過氣化率一般范圍：常壓塔

2-4%減壓塔

1-2%重要概念：過氣化率/度overflashrate99衡量蒸餾裝置操作水平的三大標志:產品分餾精確度原油拔出率裝置能耗2、分餾精確度

degree

of

fractionation衡量蒸餾裝置操作水平的三大標志:產品分餾精確度原油拔出率裝置100tIBP

tFBPH

L分餾精確度的表示方法

①

用恩氏蒸餾數據表示

重餾分或用t5%

輕餾分或用t95%ASTM=>0

稱為“間隙”，越大分離精度越高<0

稱為“重疊”，越小分離精度越高Why?tIBPtFBPH101原油蒸餾塔兩個相鄰產品的恩氏蒸餾分析結果較重產品H較輕產品L原油蒸餾塔兩個相鄰產品的恩氏蒸餾分析結果較重產品H較輕產品L102

②

用TBP蒸餾數據表示只能出現一種情況:TBP=

<

0

稱為重疊，越小分離精度高

LFBP

HIBPt

tWhy? ②用TBP蒸餾數據表示TBP=<0稱為重103TBPLH1

TBP

curve23

相切／理想切割45

部分重疊67

完全重疊原油蒸餾塔兩個相鄰產品的TBP蒸餾分析結果

理想切割TBPLH1TBPcurve原油蒸餾塔兩個相鄰產104影響分餾精確度的主要因素

回流比—由全塔熱平衡確定

塔板數—依經驗確定

組分間分離難易程度—

由兩餾分恩氏蒸餾50%點的溫度差

△t50%.ASTM確定。問題？依經驗選定的塔板數能否滿足分餾精確度要求？解決方法：查Packie

圖

或用Packie

圖關聯公式

該方法不適于催化分餾塔，用于減壓塔準確性下降。影響分餾精確度的主要因素問題？依經驗選定的塔板數能否滿足分餾105塔段分離能力F=R1*N1

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

=(Ln/

Vn+1)*Nn塔F=R1*N1=(L1/V2)*N1F=Rn*Nn=106若兩側線間設置循環回流(原油蒸餾塔均有)，因循注意：

由Packie圖或其關聯式確定的塔板數為蒸餾塔不

當兩側線間增設循環回流后，為保證設置“循環回流”時的實際塔板數。

兩側線產品的分離精度，由Packie圖確定

的塔板數應增加2塊，才是兩側線間需要環回流塔段的塔板主要起換熱作用，估算認為該塔段3

的實際塔板數。塊塔板的分餾精度約相當于1塊實際塔板（即無循環回流塔段的塔板）。

LL若兩側線間設置循環回流(原油蒸餾塔均有)，因循注意： 當兩107CH.5-3

原油蒸餾塔的操作特征(2)The

Operating

Characteristics

of

crude

distillation

towerCH.5-3原油蒸餾塔的操作特征(2)TheOpe108

主要內容回顧一、原油蒸餾裝置工藝流程二、原油蒸餾塔的工藝特征1.原油常壓塔的工藝特點7點過氣化率2.分餾精確度2種表示方法3個影響因素3.石油精餾塔氣、液相負荷的分布規律 主要內容回顧1.原油常壓塔的工藝特點7點過氣化率2.分餾精109選好隔離體系入方熱＝出方熱學習要求：掌握推導方法和思路重點分析有代表性塔段的氣、液相負荷分布規律，介紹關鍵塔板氣、液相負荷的計算方法。

二、原油蒸餾塔的工藝特征

3、石油精餾塔氣、液相負荷的分布規律基本方法：進行塔段熱平衡計算選好隔離體系入方熱＝出方熱學習要求：掌握推導方法和思路 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?分別為進料、塔頂汽油、

側線煤油、柴油和塔底

重油的流量，kmol/h；tD,tM,tG,tW

?分別為D,M,G,W的溫度,

℃；tF,t1?分別為進料和塔頂的溫度，℃；L0?塔頂冷回流量，kmol/h；e?進料汽化率，mol分率；S?塔底汽提蒸汽用量，kmol/h；tS?汽提用過熱水蒸氣溫度，℃；h?物流焓，kJ／kmol，上角標V代表氣相，L表示液相以常壓塔為例進行分析各符號說明見教材P228D,tDDL,tDM,tMM111

只有頂回流和側線抽出，沒有中段循環回流選好如圖所示的隔離體系，作全塔熱平衡計算先不考慮塔頂回流L0:（1）塔頂氣、液相負荷

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是為了達到全塔熱平衡必須由塔頂回流L0取走的熱量亦即全塔總回流取熱，或稱全塔剩余熱量。令Q

=

Q入-

Q出 只有頂回流和側線抽出，沒有中段循環回流先不考慮塔頂回流L01120(hL

v0,t1Q

hL

L

0,t0

)L

（kmol

/

h）

V

1

（1）塔頂氣、液相負荷

L0、V1

知全塔剩余熱量：Q

=

Q入-

Q出故塔頂液相負荷：塔頂氣相負荷：

（kmol

/h）

L0

D

SLQkJ

/h

L0hV0,t1

hL0,t00(hLv0,t1QL（kmol/h）V1113（2）汽化段(即進料段)的氣、液相負荷

Ln、VF若忽略過汽化量，則

Ln

=

0但實際有Ln

，此時Ln的計算方法同

(3)若沒有Ln，則進料物流溫度不可能由tF降至tnVF

=

D

+

M

+

G

+

S

+

Ln（2）汽化段(即進料段)的氣、液相負荷Ln、VF若忽略過汽114Lm-1圖7-44

汽化段與精餾段隔離體系圖GF

,tF

FFDM

G

SIIILn-1m-1,tm-1m,tmn-1,tn-1n,tnWS作隔離體系Ⅰ熱平（3）最低側線抽出板下方的氣、液相負荷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，得隔離體系Ⅰ熱量Qn:

Qn

=

Q入,n

–

Q出,

n顯然，Qn要靠液相回流

Ln-1

在n板上汽化取走稱其為n板上的回流熱先不計液相回流，則有：Lm-1圖7-44汽化段與精餾段隔離體系圖GF,tF115Lm-1圖7-44

汽化段與精餾段隔離體系圖FFGF

,tFDM

G

SIIILn-1m-1,tm-1m,tmn-1,tn-1n,tnWS（3）最低側線抽出板下方的氣、液相負荷

作隔離體系Ⅰ熱平上式中：

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板的液相回流量為：第n板上的氣相負荷為：Vnkmol

/h

D

M

G

S

Ln1Lm-1圖7-44汽化段與精餾段隔離體系圖FFGF,116Lm-1圖7-44

汽化段與精餾段隔離體系圖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）

作隔離體系Ⅱ

，同理可知：m板上的回流熱Qm

靠液相回流Lm-1氣化取走

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由熱平計算可得：自第m板上升的氣相負荷Vmkmol

/h

D

M

G

S

Lm1Lm-1圖7-44汽化段與精餾段隔離體系圖FFGF,117

Qm(hL

vm1,tm

hL

L

m1,tm1)1Lm（kmol

/

h）

以Lm-1為例，分析液相回流量的影響因素：分子項Qm為m板上的回流熱，其大小與各物流的焓值大小有關；分母項分析：液相回流Lm-1的焓差視為兩部分組成

一是液相回流Lm-1由tm-1升溫至tm，即顯熱變化。

二是液相回流Lm-1在tm溫度下氣化，即氣化潛熱。顯然氣化潛熱對焓差的影響更大，故分母項大小與物料的氣化潛熱有關。 Qm1Lm（kmol/h）以Lm-1為例，分析液118烴正己烷正十二烷環己烷甲基環己烷苯異丙苯相對分子質量86.172170.3384.1698.1878.1120.19常壓沸點，℃68.7216.2880.74100.9380.10152.39氣化潛熱kJ/kg335230357323394312410kJ/kmol2.88643.91763.00933.17353.07643.7541烴類氣化潛熱變化規律烴類的摩爾氣化潛熱隨相對分子質量和沸點的升高而增大烴正己烷正十二烷環己烷甲基環己烷苯異丙苯相對分子質量86.1119Lm-1圖7-44

汽化段與精餾段隔離體系圖FFGF

,tFD

M

G

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

Qm(h