柴油加氢精制设计书.doc

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100万吨/年催化柴油加氢精制设计（末期）
柴油加氢精制
一．物料平衡
1. 全装置物料平衡
本设计催化柴油处理量为100万吨/年，反应阶段为其末期，年开工时数为8000小时。
装置总物料平衡表
（年开工时数以8000小时/年）

物料项目
物料量
重量
%
公斤/小时
吨/天

入
方
原料油
125000
3000
100
重整氢
3375
81
2.70
总计
128375
3081
102.70

出

方
精制柴油
121187.5
2908.5
96.95
粗汽油
1900
45.6
1.52
高分排放气
2225
53.4
1.78
低分排放气
387.5
9.3
0.31
回流罐排放气
2605
62.52
2.084
溶于水中的硫化氢
27.5
0.66
0.022
溶于水中的氨气
30
0.72
0.024
设备漏损
12.5
0.3
0.01
总计
128375
3081
102.70
注: 粗汽油包括0.03 的溶解气在内
由=，得设备漏损为0.01% < 1%.
2. 化学耗氢量
1) 杂质脱除率
a) 硫脱除率 = ×100% = 90%
b) 氮脱除率 = ×100% = 77.78%
c) 氧脱除率（以酸度计算）
原料油含氧率 =×100% = 0.00192%
精制油含氧率 = ×100% = 0.0000463%
氧脱除率=×100% = 97.58%
d) 烯烃饱和率（以溴价计算）
烯烃饱和率=×100% = 80%
组份
硫
氮
氧
烯烃饱和
脱除率（%）
90
77.78
97.58
80
2) 化学耗氢量
a) 脱硫耗氢
每脱掉1%的硫消耗12.5Nm3H2/m3原料油
加氢脱硫耗氢量= = 2.34 Nm3/T原料油
2.34×125000/22.4×=26.152kg/hr
b) 脱氮耗氢
每脱掉1%的氮消耗53.7Nm3H2/m3原料油
加氢脱氮耗氢量= = 1.26 Nm3/ T原料油
1.26×125000/22.4×=14.078kg/hr
c) 脱氧耗氢
每脱掉1%的氧消耗44.6Nm3H2/m3原料油
加氢脱氧耗氢量= = 0.0966Nm3/ T原料油
0.0966×125000/22.4×=1.078kg/hr
d) 烯烃饱和耗氢量
烯烃饱和耗氢量=（20.5-4.1）×10×22.4/160 = 22.96 Nm3/T原料油
22.96×125000/22.4×=256.25kg/hr
e) 芳烃饱和
饱和1%的芳烃消耗5.0Nm3H2/m3原料油
芳烃饱和耗氢量==6.29 Nm3/ T原料油
6.29×125000/22.4×=70.254kg/hr
f) 加氢裂解耗氢量
原料油裂解程度为3%，每裂解1分子原料，消耗3分子氢
加氢裂解耗氢量=×3×22.4 = 10.22Nm3/T原料油
10.22×125000/22.4×=114.017kg/hr
各类加氢反应的耗氢量汇总表
项目
化学耗氢量
重量分数
Nm3/T原料油
Kg/hr
%
1加氢脱硫
2.34
26.152
5.43
2 加氢脱氮
1.26
14.078
2.93
3 加氢脱氧
0.0966
1.078
0.22
4 烯烃饱和
22.96
256.25
53.18
5 芳烃饱和
6.29
70.254
14.58
6 加氢裂解
10.22
114.017
23.66
总计
43.17
481.829
100
3. 反应放热
a) 加氢脱硫反应放热量=600 kcal/ Nm3×2.34 Nm3/T =1405.92kcal/T
1405.92 kcal/T×125T/hr=175740kcal/hr
b) 加氢脱氮反应放热量=600 kcal/ Nm3×1.26 Nm3/T =756.84kcal/T
756.84kcal/T×125T/hr=94605kcal/hr
c) 加氢脱氧反应放热量=600 kcal/ Nm3×0.0966 Nm3/T =57.95kcal/T
57.95kcal/T×125T/hr=7243.5kcal/hr
d) 加氢烯烃饱和反应放热量=1260 kcal/ Nm3×22.96 Nm3/T =28929.6kcal/T
28929.6kcal/T×125T/hr=3616200kcal/hr
e) 加氢芳烃饱和反应放热量=540 kcal/ Nm3×6.29 Nm3/T =3399.19kcal/T
3399.19kcal/T×125T/hr=424899kcal/hr
f) 加氢裂解反应放热量=450 kcal/ Nm3×10.22 Nm3/T =4597.16kcal/T
4597.16 kcal/T×125T/hr=574644.38 kcal/hr
反应放热计算汇总表
项目
反应放热量
重量分数
Kcal/T原料油
Kcal/hr
%
1加氢脱硫
1405.92
175740
3.59
2 加氢脱氮
756.84
94605
1.93
3 加氢脱氧
57.95
7243.5
0.15
4 烯烃饱和
28929.6
3616200
73.90
5 芳烃饱和
3399.19
424899
8.68
6 加氢裂解
4597.16
574644.38
11.75
总计
39146.66
4.893106
100
4. 纯氢消耗量汇总
a) 入方：新氢=×2×87.68%/8000 = 1076.073kg/hr
=25.83T/d
b) 出方：化学耗氢量=481.829kg/hr
=11.56T/d
排放耗氢量=×2×80.86% = 553.58kg/hr
=13.29T/d
溶解耗氢（包括低分排放和回流罐排放）：
低分罐=×43.10%×2=18.444kg/hr
回流罐=×2.03%×2=2.379kg/hr
∑=18.444+2.379=20.823kg/hr
=0.4998T/d
机械漏损=1076.073-(481.829+553.58+20.823)=19.841kg/hr
=0.476T/d
加氢精制装置纯氢消耗量汇总表
项目
kg/hr
T/d
重量%
入方
新氢
1076.073
25.83
100

出
方
1 化学耗氢
481.829
11.56
44.78
2 排放耗氢
553.58
13.29
51.44
3 溶解耗氢
20.823
0.4998
1.94
4 机械漏损
19.841
0.476
1.84
总计
1076.073
25.83
100
5. 硫化氢平衡
a) 入方：=215.16kg/hr =5.16T/d
b) 出方：高分排放：=69.83kg/hr
低分排放：=18.55kg/hr
回流罐排放：=96.62kg/hr
水中溶解：27.50kg/hr
漏损：215.16-（69.83+18.55+96.62+27.50）=2.66kg/hr
氢装置内硫化氢平衡表
项目
kg/hr
T/d
重量%
产生
加氢脱硫反应
215.16
5.16
100
排
放
1 高分排放
69.83
1.68
32.46
2 低分排放
18.55
0.45
8.62
3回流罐排放
96.62
2.32
44.91
4水中溶解
27.50
0.66
12.78
5漏损
2.66
0.05
1.23
总计
215.16
5.16
100
二．反应器设计
入口温度为280℃，入口压力为4.0Mpa，出口压力为3.9Mpa，已知数据如下：
加氢反应器入口
温度
℃
气化率

混合焓
(Kcal/kg)
226
4.72
186.64
266
9.49
217.26
310
19.09
254.15
359
28.81
295.91
374
38.65
311.58
注：物料包括原料油，新氢和循环氢

系统
压力
P=3.9MPa
P=3.8MPa
P=3.7MPa
P=3.6MPa
气化率

温度
℃
混合焓
(Kcal/kg)
温度
℃
混合焓
(Kcal/kg)
温度
℃
混合焓
(Kcal/kg)
温度
℃
混合焓
(Kcal/kg)
4.54
196
166.98
194
165.67
193
165.01
191.5
164.03
9.44
267
218.16
265
216.73
264
216.01
262
215.32
19.00
311
254.67
310
253.93

28.68
341
281.62
339
279.89

38.47
360
299.92

48.38
375
315.31

注：物料包括加氢生成油，反应生成气和循环氢

气化率（%）
平均分子量
10
155
20
160
30
165
注：气相油平均分子量

图1 不同气化率的油气平均分子量

图2 3.90Mpa下焓值与温度对应关系

图3 3.90Mpa下气化率与温度对应关系
1. 催化剂装填体积
空速===2.5
=57.86 m3
2. 催化剂当量直径
所选催化剂为RN-1催化剂（）
Dp=6×=6×=1.6364×m
3. 循环氢和混合氢流量
氢油比===300
=43392.73Nm3/hr
=/22.4×==11971.74kg/hr
=-=11971.74-3375=8596.74kg/hr
4. 入口氢分压
作4.0Mpa下的Hm～t、ew%～t图，查得t=320℃时，ew=20.5%，Hm=263Kcal/kg
由图可得：当ew=20.5%时，=160.25g/mol
=×=4.0×=3.070Mpa
5. 反应器出口温度计算
根据热量衡算得：（）+Q=（）
(11971.74+125000) ×263+4.893×106=（11971.74+125000）
=298.72Kcal/kg
作t～Hm、ew%～Hm图，查得=37.3%，=358℃
6. 出口氢分压
=+[1-(96.95%+1.49%)]×
==13921.74kg/hr
由图可得：当ew=37.3%时，=168.65g/mol
=×
=3.9×=2.619Mpa
7. 气体密度
=(+)/2=(358+320)/2=339℃
=(+)/2=28.9%

=+×=11971.74+125000×28.9%=48096.74kg/hr
=[+]×22.4××
=[+]×22.4××
=2778.34 m3/hr
==17.31 kg/m3
8. 混合物黏度

=81.978
查81.978 ，温度为339℃下，石油馏分蒸汽粘度为=0.0145厘泊【1】
Tr==
Pr=
根据Tr与Pr氢的粘度图得=0.0143厘泊[1]
摩尔分数：===0.746
==
=0.0144厘泊
9. 空塔线速
取D=3.6m，则
u===288.77 m/hr =0.0802 m/s
10. 液体滞留量
==11971.74+125000×28.9%=48096.74kg/hr
==125000×(1-28.9%)=88875kg/hr
/=1.8478
=48096.74kg/hr==1085.00磅/·hr
根据与/关系图查得：h=0.155

=0.1085Pa/m
11. 校核
①0.1085Pa/m，在0.023～0.115Pa/m范围内
②
③0.1085×6.01=0.6519kg/cm2<0.84kg/ cm2，符合要求。
12. 反应器总高度计算
底部空间：500mm 惰性瓷球+防垢篮筐：500mm
气液分布器：300mm 催化剂床层高度：6010mm
顶部空间：400mm 小瓷球高度：400mm
大瓷球高度：500mm
反应器总高度H=500+300+400+500+500+6010+400=8610mm
取整，则H=8610mm
三．汽提塔计算
1. 全装置物料平衡
设塔顶温度tD=147℃，进料气化率为5%
精制柴油（V）=[(96.95+1.49)% ×5%-1.49%]×125000=4290kg/hr
精制柴油（L）=125000×96.95%-4290=116897.5kg/hr
粗汽油（V）=125000×1.49%=1862.5kg/hr
溶解气（V）=125000×(2.084+0.03)%=2642.5kg/hr
水蒸气（V）=125000×3%=3750kg/hr
气提塔物料衡算热焓表
项目
温度
℃
热焓
kcal/kg
流量
kg/hr
热量
入方
柴油（V）
200
169.6999
4290
7.280
柴油（L）
200
111.5857
116897.5
130.441
粗汽油（V）
200
184.9664
1862.5
3.445
溶解气（V）
200
437.5898
2642.5
11.563
水蒸气（V）
300
733.5
3750
27.506
冷回流（V）
40
29.1682
L0
Q1
出方
柴油
194
107.9641
121187.5
130.839
溶解气
147
408.2489
2642.5
10.788
水蒸气
147
658.21
3750
24.683
粗汽油
147
154.6711
1862.5
2.881
冷回流
147
154.6711
L0
Q2
根据物料平衡和能量平衡得：
（154.6711-29.1682）L0 = 11.044×105 L0 = 8799.8 kg/hr
回流比R0==
水冷凝校核：
水蒸气的摩尔分率
=0.35×9.869×0.5555=1.919atm
查得=1.919atm时，t=121℃
tD=147℃>121℃ 故水蒸气不会冷凝。
2. 第24块板以下物料衡算
第24块塔板上的温度t=℃
项目
温度
℃
热焓
kcal/kg
流量
kg/hr
热量
入方
冷回流（L）
40
29.1682
8799.8
2.5667
溶解气（V）
152.3
411.071
2642.5
10.8626
水蒸气（V）
152.3
660.94
3750
24.7853
粗汽油（V）
152.3
157.606
1862.5
2.9354
L24（V）
152.3
157.606
L24
157.606 L24
出方
水蒸气（V）
147
658.21
3750
24.6829
溶解气（V）
147
408.2489
2642.5
10.7880
粗汽油（V）
147
154.6711
1862.5
2.8807
L24（L）
152.3
94.0350
L24
94.0350 L24
冷回流（V）
147
154.6711
8799.8
13.6107
根据
L24=17008.23 kg/hr , V24=25263.23 kg/hr
3. 求第14板的气液相流量
V14=[3%+2.084%+(96.95+1.49)% ×5%]×125000=12507.5kg/hr
L14 =V14+（96.95%-3%）×125000=129945kg/hr
4. 性质计算
1) 第24块板
气相：

m总 =17008.23+1862.5+2642.5+3750=25263.23 kg/hr
M=m总/n总=55.2g/mol
ρ=
V=
组份
摩尔分数（%）
黏度（厘泊）
粗汽油
41.5
0.0088
溶解气
13.0
0.0125
水蒸气
45.5
0.014
混合气体
100
0.0107
==0.0107厘泊
液相：
L=17008.23kg/hr
99.37kg/kmol
ρ=620kg/m3
V=
查液相表面张力为9.9达因/厘米【1】
2) 第14块板
气相：

m总 =12507.5kg/hr
M=m总/n总=41.93g/mol
ρ=
V=
组份
摩尔分数（%）
黏度（厘泊）
精柴油
10.5
0.0065
溶解气
19.6
0.014
水蒸气
69.9
0.016
混合气体
100
0.0131
==0.0131厘泊
液相：
L=129945kg/hr
196.01kg/kmol
ρ=740 kg/m3
V=
查液相表面张力为15达因/厘米【1】
5. 汽提塔高度计算
人孔：600mm 板间距：600mm
顶部空间：1400mm（含一个人孔） 底部空间：2200mm（含一个人孔）
进料段：800mm（第14块板为进料段）
人孔数：5个 塔板数：24块
气提塔总高度H=1400+600×9+600×13+2200+600×2+800=18800mm
四．汽提塔上部核算
1. 校核
选用F1型浮阀塔339阀，初选板间距HT=600mm=0.6m，采用单溢流塔板。
取塔径D=2.0m，堰长l=1456mm， ，A降=0.3155m2，A=3.155m2.【6】
1) 临界阀孔速度
[wh]c=()0.548=()0.548=4.135m/s
空塔气速
w=
取开孔率Φ=10.08%，则wh= w/Φ =4.058 m/s
因此wh/[wh]c=，符合要求。
2) 阀孔动能因数
F0= ×=4.058×，符合要求。
3) 溢流强度
E==18.8<70，符合要求。
4) 液体在降液管的停留时间
，符合要求。
5) 雾沫夹带量
e=
n=0.95,HT=0.6m, =0.6,A=0.159
m=
=
ε=
选溢流堰高度hw=50mm=0.05m
堰上液层高度how=2.84E=2.84=20.108mm
hl=hw+how=50+20.108=70.108mm
e=，符合要求。
6) 气体通过一块塔板的总压降ΔPv与液体通过一块塔板的总压降ΔPl
选降液管下缘距塔板高度为hb=0.04m，
则wb=
a. 干板压降
Δpd=5.37×=5.37×=0.0397m液柱
气体通过塔板液层的压力降
ΔpL=0.4hw+2.35×=0.4×0.05+2.35×
=0.0366m液柱
气体总压降
Δpv=Δpd+ΔpL=0.0397+0.0366=0.0763m液柱
b. 不设进口堰时，液相通过降液管的压降
Δpdk=0.153wb2=0.153×0.132=0.002586m液柱
液体总压降
ΔPL=Δpv+Δpdk+hl =0.0763+0.002586+0.0701=0.149m液柱
<0.5×（HT+hw）=0.325 m液柱， 符合要求。
2. 负荷性能图
1) 泄露线
设F0=5，即wh=
w=Φwh=0.1008×2.140=0.2157m/s
2) 降液管超负荷线
降液管允许最大流动速度vd=0.17ks=0.17×0.95=0.1615m/s
HT<0.75m时,vd*=
=
= 0.1456 m/s
取上述两个vd中较小的一个，则vd=0.1456m/s

3) 雾沫夹带线
取e=10%为上限，即0.1=

整理得：

取点计算得：
Vl（m3/hr）
how(mm)
hl(mm)
w(m/s)
10
10.26
60.26
0.8846
20
16.29
66.29
0.8380
30
21.345
71.345
0.8065
40
25.857
75.857
0.7825
60
33.88
83.88
0.747

4) 淹塔线
设降液管内液面高度控制在0.5（）.
0.5（）m液柱
Δpd+ΔpL+Δpdk+hl=0.325
5.37×+0.4hw+2.35×+0.153wb2+0.0701=0.325

整理得：
取点计算得：
Vl（m3/hr）
w(m/s)
10
0.9762
50
0.9213
100
0.8230
150
0.6651
200
0.3736
汽提塔上部负荷性能图如图所示：

五．汽提塔下部核算
1. 校核
选用F1型浮阀塔339阀，初选板间距HT=600mm=0.6m，采用双溢流塔板。
取塔径D=2.2m，堰长l=1368mm， ，A降=0.4561m2，A=3.865m2.【6】
1) 临界阀孔速度
[wh]c=()0.548=()0.548=5.148m/s
空塔气速
w=
取开孔率Φ=5%，则wh= w/Φ =4.994 m/s
因此wh/[wh]c=，符合要求。
2) 阀孔动能因数
F0= ×=4.994×，符合要求。
3) 溢流强度
E==64.18<70，符合要求。
4) 液体在降液管的停留时间
，符合要求。
5) 雾沫夹带量
e=
n=0.95,HT=0.6m, =0.6,A=0.159
m=
=
ε=
选溢流堰高度hw=50mm=0.05m
堰上液层高度how=2.84E=2.84=45.53mm
hl=hw+how=50+45.53=95.53mm
e=，符合要求。
6) 气体通过一块塔板的总压降ΔPv与液体通过一块塔板的总压降ΔPl
选降液管下缘距塔板高度为hb=0.06m，
则wb=
a. 干板压降
Δpd=5.37×=5.37×=0.03376m液柱
气体通过塔板液层的压力降
ΔpL=0.4hw+2.35×=0.4×0.05+2.35×
=0.05767m液柱
气体总压降
Δpv=Δpd+ΔpL=0.03376+0.05767=0.09143m液柱
b. 不设进口堰时，液相通过降液管的压降
Δpdk=0.153wb2=0.153×0.2972=0.0135m液柱
液体总压降
ΔPL=Δpv+Δpdk+hl =0.09143+0.0135+0.09553=0.200m液柱
<0.5×（HT+hw）=0.325 m液柱， 符合要求。
2. 负荷性能图
1) 泄露线
设F0=5，即wh=
w=Φwh=0.131m/s
2) 降液管超负荷线
降液管允许最大流动速度vd=0.17ks=0.17×0.95=0.1615m/s
HT<0.75m时,vd*=
=
= 0.1593 m/s
取上述两个vd中较小的一个，则vd=0.1593m/s

3) 雾沫夹带线
取e=10%为上限，即0.1=
整理得：

取点计算得：
Vl（m3/hr）
how(mm)
hl(mm)
w(m/s)
10
6.739
56.739
1.106
20
10.697
60.697
1.061
30
14.017
64.017
1.029
40
16.980
66.980
1.004
60
22.251
72.251
0.965

4) 淹塔线
设降液管内液面高度控制在0.5（）.
0.5（）m液柱
Δpd+ΔpL+Δpdk+hl=0.325
5.37×+0.4hw+2.35×+0.153wb2+0.09553=0.325

整理得：
取点计算得：
Vl（m3/hr）
w(m/s)
10
0.614
50
0.596
100
0.575
150
0.553
200
0.528
汽提塔下部负荷性能图如下图：

六．冷换设备计算与选型
1. 新氢压缩机一级与二级出口温度及E105计算
压缩比
根据一级压缩的压缩比等于二级压缩的压缩比，
可得：

查得新氢的绝热系数k=1.3338
t1=（40+273.15）=（40+273.15）=359.30K=86.15℃
t2=50℃
t3=（50+273.15）=（50+273.15）=370.77K=97.62℃
物料名称
温度℃
流量（kg/hr）
热焓（kcal/kg）
新氢
86.15
3375
648.5871
新氢
50
3375
596.6106
QE105=
取冷却水℃，℃，则℃
取℃ , 则
E105选型[4]：YA450-38.1-40/16-2
2. 循环氢压缩机出口温度
查得循环氢的绝热系数k=1.3267
ε=
℃
3. 混合氢温度T5
物料名称
温度℃
流量（kg/hr）
热焓（kcal/kg）
新氢
97.62
3375
665.2486
循环氢
58.15
8596.74
538.1878
混合氢
t5
11971.74
Hm

查表得：t5=70.6℃
4. 加热炉出口温度T6
物料名称
温度℃
流量（kg/hr）
热焓（kcal/kg）
混前
原料油（L）
t6
125000
Hm
混合氢
300
11971.74
887.5248
混后
反应物料
320
136971.74
263
Q=253.9835kcal/hr

查表得：t6=338.47℃
5. E101计算与选型
物料
温度℃
流量（kg/hr）
热焓（kcal/kg）
换热前
反应产物
（3.9Mpa）
358
136971.74
298.72
混合氢
70.6
11971.74
574.01
换热后
反应产物
（3.9Mpa）
t7
136971.74
Hm
混合氢
300
11971.74
887.5248
Hm==269.88kcal/ kg
查Hm～t图得：t7=330℃

℃=134.45℃
取K = 320kcal/(m2·h·℃)，
则
换热器型号：YA500-90.2-40/40-2
6. E201计算与选型
物料名称
温度℃
流量（kg/hr）
热焓（kcal/kg）
热量
换热前
溶解气（V）
147
2642.5
——
10.7880
粗汽油（V）
147
1862.5
——
2.8807
水蒸气（V）
147
3750
——
24.6829
冷回流（V）
147
8799.8
——
13.6107
换热后
溶解气（L）
40
2642.5
356.8957
9.4310
粗汽油（L）
40
1862.5
29.1682
0.54326
水蒸气（L）
40
3750
40.01
1.5004
冷回流（L）
40
8799.8
29.1682
2.5667

取冷却出口温度为110℃，进口温度为30℃，
则，℃
取K = 500kcal/(m2·h·℃)
则
换热器型号：YA900-355-25/16-1
7. E202计算与选型
物料名称
温度℃
流量（kg/hr）
热焓（kcal/kg）
换热前
柴油（L）
194
121187.5
107.9641
溶解气（L）
40
2642.5
356.8957
生成油（L）
40
123050
26.42174
换热后
柴油（L）
120
121187.5
66.02449
溶解气（V）
t8
2642.5
H1
生成油（L）
t8
123050
H2
由于溶解气在升温过程中可以近似为由液相变为气相，此过程的吸热为溶解热。
查得：溶解热焓值为ΔH=74.0kcal/kg,
则
=
2642.5 H1+123050 H2=88.272
假设t8=115℃，查得：H1=391.7555 kcal/kg，H2=63.50043kcal/kg
代入上式，左右两边基本相等，即所设t8=115℃正确
℃
取K = 250 kcal/(m2·h·℃)
则
换热器型号：YA800-250-40/40-6
8. E203计算与选型
物料名称
温度℃
流量（kg/hr）
热焓（kcal/kg）
柴油
120
121187.5
66.02449
柴油
50
121187.5
30.99582

取冷却水进口温度℃，出口温度℃
则℃=24.66℃
取K = 280 kcal/(m2·h·℃)，
则
换热器型号：YA1000-630.1-40/16-4
9. E102计算与选型
进115℃，溶解气 2642.5 kg/hr 391.7555 kcal/kg
生成油 123050 kg/hr 63.50043 kcal/kg
出200℃，13044089.37+728012.571+344499.92+1156331.047
=152.729 kcal/hr
（11971.74+125000）（269.88-Ht9）95%=(152.729-88.489)
Ht9=220.511kcal/kg
查表得：t9=270℃

℃=142.13℃
取K = 320 kcal/(m2·h·℃)，
则
换热器型号：YA700-142.3-40/40-4
10. E103计算与选型
物料名称
温度℃
流量（kg/hr）
热焓（kcal/kg）
换热前
反应产物(3.7MPa)
270
136971.74
220.511
原料油（L）
40
125000
26.15632
换热后
原料油
t10
125000
Hm
反应产物
气相
120
13921.74
566.6745
液相
120
123050
66.15671
得Hm=
查表得：t10=237.1℃

℃=53.01℃
取K = 340 kcal/(m2·h·℃)，
则
换热器型号：YA1100-770.3-40/40-4
11. E104计算与选型
物料名称
温度℃
流量（kg/hr）
热焓（kcal/kg）
气相
（3.6Mpa）
120
13921.74
566.6745
生成油（L）
（3.6Mpa）
120
123050
66.15671
气相
（3.5Mpa）
40
13921.74
480.561
生成油（L）
（3.5Mpa）
40
123050
26.41274

=57.84105
取冷却水进口温度℃，出口温度℃
℃=18.20℃
取K = 600 kcal/(m2·h·℃)，
则
换热器型号：YA900-536.0-40/16-1
12. 热回收率
设备名称
（kcal/hr）
设备名称
（kcal/hr）
E101
37.533
E104
57.84
E102
64.24
E201
36.025
E103
134.65
E203
42.450
E202
48.284
E105
1.6665
∑换
284.707
∑冷
137.9815
η=>60%
13. 加热炉热负荷
原料油237.1℃，338.47℃
在4.0Mpa下，过热蒸汽180℃，300℃
查得：在4.0Mpa下，过热蒸汽热焓=673.1kcal/kg
=732.5kcal/kg

= 125000 （203.187- Hm11）
得Hm11=149.87kcal/kg，查表得：t11=261.75℃
参考文献
【1】 上海化工学院炼油教研组.石油炼制设计数据图表（上、下册）[M].上海：上海化工学院出版社,1978
【2】 第一石油化工建设公司炼油设计研究院.加氢精制与加氢裂化.北京：石油化学工业出版社，1977
【3】 石油化学工业部石油化工规划设计院.冷换设备工艺计算[M].北京：石油化学工业出版社，1976
【4】 沈维道，蒋智敏，童均耕.工程热力学[M].北京：高等教育出版社，2000
【5】 陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋.化工原理（第三版）（上、下册）.北京：化学工业出版社，2008
【6】 陈英南，刘玉兰.常用化工单元设备的设计.上海：华东理工大学出版社，2005
【7】 李少萍，徐心茹.石油加工过程设备.上海：华东理工大学出版社，2009