Поделиться Поделиться

Технологический расчёт отбензинивающей колонны

методические указания к практическим занятиям

по дисциплине

Расчёт процессов и оборудования переработки нефти и газа

для

направления 18.04.01 Химическая технология

(профиль Химическая технология топлива и газа)

Краснодар, 2015

Составитель: канд. хим. наук, доц. А.Г. Колесников

Технологический расчёт отбензинивающей колонны :методические указания к практическим занятиям по дисциплине Расчёт процессов и оборудования переработки нефти и газа для направления 18.04.01 Химическая технология (профиль Химическая технология топлива и газа) / Сост.: А.Г. Колесников. Кубан. гос. техн. ун-т. Каф. Технологии нефти и газа. – Краснодар, 2015. – 40 с.

Методические указания представляет собой руководство по расчёту технологического режима и конструктивных характеристик отбензинивающей колонны, входящей в состав установок первичной переработки нефти. Для оптимизации рабочих характеристик и исполнительных размеров аппарата используется алгоритм расчётов в программной среде Microsoft Excel.

Библиогр.: 14 наим.

Рецензенты: д-р техн. наук, проф. Ю.П. Ясьян

(кафедра технологии нефти и газа);

ПАО «НИПИгазпереработка»

ПО АГПЗ Управление проектирования

технологических установок.

Эксперт по координации

проектирования А.П Харченко


Содержание

1. Технологическая схема установки………………………………………..3

2. Исходные данные для расчёта…………………………………………….3

3. Физико-химические свойства сырья………………………………………3

4. Расчёт давления в колонне ………………………………………………..9

5. Минимальное число теоретических тарелок, составы

дистиллята и остатка……………………………………………………..11

6. Проверка давления в рефлюксной ёмкости……………………………..13

7. Свойства продуктов колонны…………………………………………….14

8. Материальный баланс колонны…………………………………………..17

9. Температурный режим колонны…………………………………………20

10. Флегмовое число…………………………………………………………23

11. Внутренние материальные потоки колонны…………………………...23

12. Тепловой баланс колонны……………………………………………….25

13. Диаметр колонны………………………………………………………...30

14. Рабочее число тарелок…………………………………………………...33

15. Высота колонны………………………………………………………….36

16. Диаметры штуцеров……………………………………………………...38

Список рекомендуемой литературы………………………………………..40


1. ТЕХНОЛОГИЧЕСКАЯ СХЕМА УСТАНОВКИ

Отбензинивающая колонна К-1 входит в состав установок первичной переработки нефти: АТ, АВТ [1, 2]. Благодаря удалению в колонне К-1 лёгких бензиновых фракций снижается давление в нагнетательной линии сырьевых насосов, в теплообменниках, змеевиках печи, основная колонна К-2 не перегружается по парам, что позволяет уменьшить её диаметр. Схемы с предварительным отбензиниванием нефти обладают технологической гибкостью, работоспособны при любом фракционном составе нефти. На рисунке 1 представлена упрощённая схема установки АТ с двукратным испарением нефти.

2. ИСХОДНЫЕ ДАННЫЕ ДЛЯ РАСЧЕТА

Выполним технологический расчет отбензинивающей колонны мощностью 4 млн тонн нефти в год. Разгонка (ИТК) свойства отдельных фракций Катунской нефти представлены в таблице 1. Плотность нефти = 0,8591.В качестве дистиллята предусмотрим отбор фракции легкого бензина Н.К.-110 оС.

3. ФИЗИКО-ХИМИЧЕСКИЕ СВОЙСТВА СЫРЬЯ

Нефть и её фракции представляют собой сложную многокомпонентную смесь углеводородов различных классов, свойства которой в той или иной степени отклоняются от свойств идеальных растворов, подчиняющихся законам Рауля и Дальтона. Не смотря на это, процессы перегонки и ректификации смесей рассчитывают, используя законы идеальных растворов. Для инженерных расчетов точность такого способа допустима.

При расчете процессов перегонки и ректификации наличие большого числа компонентов в смеси приводит к громоздким вычислениям. Поэтому в технологических расчетах исходную нефть, используя кривую ИТК, разбивают на фракции, выкипающие в узком интервале температур. Каждую узкую фракцию рассматривают как условный компонент с температурой кипения, равной средней температуре кипения фракции. Чем на большее число узких фракций разбита нефть, тем точнее результаты вычислений, но расчет становится более громоздким и трудоёмким.

Для упрощения расчётов без значительной потери их точности разбиваем нефть на 12 фракций (компонентов): до 28 оС (газ); 28-80 оС; 80-95 оС; 95-110 оС; 110-125 оС; 125-140 оС ; 140-176 оС; 176-256 оС; 256-326 оС; 326-411 оС; 411-502 оС; 502-700 оС (остаток).


Принципиальная схема установки АТ перегонки нефти

 
 


Рисунок 1


Таблица 1 - Разгонка (ИТК) Катунской нефти

№ фракции Температуры кипения фракций при 101 кПа, °С Выход на нефть, % масс. Относительная плотность, Молекуляр- ная масса (Мi) фракций, кг/кмоль
отдельных фракций суммарный
До 28 0,73 0,73 - -
28-57 2,21 2,94 0,6675 -
57-76 2,32 5,26 0,6813 -
76-98 2,38 7,64 0,7087
98-117 2,43 10,07 0,7301
117-132 2,44 12,51 0,7429
132-147 2,46 14,97 0,7517
147-162 2,49 17,46 0,7682
162-176 2,51 19,97 0,7791
176-193 2,62 22,59 0,7923
193-207 2,63 25,22 0,8036
207-221 2,66 27,88 0,8142
221-239 2,67 30,55 0,8251
239-256 2,70 33,25 0,8359
256-268 2,74 35,99 0,8460
268-282 2,78 38,77 0,8527
282-296 2,83 41,60 0,8593
296-312 2,86 44,46 0,8658
312-326 2,91 47,37 0,8707
326-342 2,96 50,33 0,8821
342-354 2,98 53,31 0,8927
354-370 3,12 56,43 0,8975
370-392 3,18 59,61 0,9047
392-411 3,14 62,75 0,9071
411-433 3,23 65,98 0,9109
433-456 3,26 69,24 0,9188
456-479 3,31 72,55 0,9243
479-502 3,34 75,89 0,9294
502-526 3,37 79,26 0,9390
526-550 3,42 82,68 0,9485
остаток 17,32 100,0 - -

Четыре первые фракции до 28 оС (газ); 28-80 оС; 80-95 оС; 95-110 оС отбираем в качестве дистиллята и остальные - в качестве остатка (отбензиненной нефти).

Среднюю температуру кипения компонента, tср, определяем как среднее арифметическое между начальной, tн, и конечной, tк, температурой кипения фракции.

tср = 0,5*( tн + tк), оС, (1)

Тср = tср + 273, К. (2)

Молекулярную массу Мi каждого компонента (фракции) можно определить по данным таблицы 1 или по формуле Воинова [ 3 ]:

, (3)

где Тср – средняя температура кипения фракции, К.

Относительную плотность компонента определяем через молекулярную массу по формуле Крэга [ 2 ]:

, (4)

или через относительную плотность [4]:

, (5)

где a – средняя температурная поправка относительной плотности на 1 К, определяем по эмпирической формуле Кусакова [3]:

. (6)

Относительную плотность компонента, , определяем по данным таблицы 1 или по уравнению [ 4 ]:

, (7)

где хi и – массовая доля и плотность i-ой узкой фракции по данным таблицы 1.

Пересчет массовых долей в мольные ведём по формуле [ 4 ] :

, (8)

где Хi – массовая доля фракции;

X'i - мольная доля фракции;

Мi – молекулярная масса фракции, кг/кмоль.

Среднюю молекулярную массу сырья, МF, находим по уравнению [5]:

Мf = ∑XFi* Мi , (9)

где XFi мольная доля фракции в сырье.

Результаты расчётов физико-химических свойств сырья отбензинивающей колонны приведены в таблице 2.

Таблица 2 - Физико-химические свойства сырья

№ компонента Пределы выкипания фракции, оС Массовая доля, % Средняя температура кипения фракции Молекулярная масса, Мi, кг/кмоль Мольная доля, XF Относительная плотность,
tср,оС Тср, К
28 (газ) 0,70 -0,5 272,5 59,85 0,0255 0,5920
28-80 5,06 79,116 0,1393 0,6603
80-95 1,61 87,5 360,5 93,91 0,0373 0,7000
95-110 1,86 102,5 375,5 101,26 0,0400 0,7166
110-125 2,2 117,5 390,5 109,06 0,0439 0,7325
125-140 2,44 132,5 405,5 117,31 0,0453 0,7477
140-176 6,1 132,36 0,1003 0,7718
176-256 13,28 171,46 0,1687 0,8186
256-326 14,12 231,98 0,1325 0,8649
326-411 15,38 368,5 641,5 306,34 0,1093 0,8999
411-502 13,14 456,5 729,5 405,34 0,0706 0,9285
502-700 24,11 601,50 0,0873 0,9594
Итого - -   - 1,0000  

Рассчитанная по формулам относительная плотность нефти, , равна 0,8559, средняя молекулярная масса нефти MF = 217,75 .

Пересчитываем относительную плотность нефти в [ 6 ]:

=1,00664*0,8559-0,00925 = 0,8523 (10)

Абсолютная плотность нефти = 1000*0,8523 = 852,3 кг/м3.

4. Расчёт давления в колонне

Подбираем абсолютное давление в рефлюксной ёмкости - сепараторе, Рс, кПа, таким образом, чтобы при температуре, в обеспечиваемой конденсатором-холодильником, происходила полная конденсация паров бензина, включая растворённый газ (фракция, выкипающая до 28 оС). При воздушном охлаждении достигаемая температура составляет 50-55 оС, при водяном – 35-40 оС. Поскольку по нормам проектирования температура отдаваемого на хранение бензина не должна превышать 40 оС (313 К) [ 5 ], то на установках большой мощности последовательно устанавливают воздушный и водяной холодильники. При воздушном охлаждении давление Рс составляет 300 – 450 кПа, при водяном – 180 – 250 кПа [ 2 ]. Излишне высоким давлением задаваться не следует, так как с ростом давления увеличивается необходимое число тарелок колонны, растут температуры, и, как следствие, капитальные и эксплуатационные затраты.

Давление в шлеме колонны, Рш, кПа, находим по формуле [ 2 ]

Рш = Рс + ΔРх , (11)

где Рс – давление в рефлюксной емкости- сепараторе, кПа;

ΔРх – потеря давления в системе конденсации паров лёгкого бензина, составляющая от 30 до 50 кПа [2].

По практическим данным отбензинивающая колонна содержит от 18 до 27 тарелок [2], потери давления на тарелке, ΔРт, от 0,6 до 0,8 кПа [2]. Для оценки давления в колонне принимаем 25 тарелок (nт), потери давления на тарелке, ΔРт, 0,8 кПа, давление в сепараторе, Рс, 200 кПа, потеря давления в системе конденсации паров, ΔРх, 50 кПа, тогда:

- давление в шлеме колонны, Рш,

Рш = Рс + ΔРх = 200 + 50 = 250 кПа, (12)

- перепад давлений по колонне, ΔРк ,

ΔРк = nт* ΔРт = 25*0,8 = 20 кПа, (13)

- давление в кубе колонне, Рк,

Рк = Рш + ΔРк = 250 + 20 = 270 кПа. (14)

- среднее давление в колонне, Pср,

Pср = 0,5*( Рш + Рк) = 0,5*( 250 + 270) = 260 кПа. (15)

5. МИНИМАЛЬНОЕ ЧИСЛО ТЕОРЕТИЧЕСКИХ ТАРЕЛОК,

СОСТАВЫ ДИСТИЛЛЯТА И ОСТАТКА

Минимальное число теоретических тарелок рассчитываем методом температурной границы деления смеси [7].

Температурная граница – это значение температуры, ТЕ , находящееся между значениями температур кипения при рабочих условиях двух ключевых фракций, лежащих по разные стороны воображаемой линии деления нефти. Задаёмся температурой деления нефти на лёгкий бензин и остаток, – 110 оС, тогда ключевыми будут четвертая и пятая фракции: 95-110 оС (лёгкий ключевой компонент, l) и 110-125 оС (тяжёлый ключевой компонент, h). При среднем давлении в колонне, Рср , равном 260 кПа, находим температуры кипения этих фракций – Т4 и Т5. Для расчётов используем уравнение Ашворта [ 5 ].

Определяем функцию f(То) всех фракций по формуле:

, (16)

где Тср – средняя температура кипения фракции при атмосферном давлении (таблица.2), К.

Например, для первой фракции, выкипающей до 28оС (бутан):

9,476487046.

Результаты расчетов для всех фракций приведены в таблицу 3.

Вычисляем параметр f(Т)i для ключевых фракций по формуле:

, (17)

где Рср – среднее давление в колонне, кПа

= 4,6745

= 4,3645

Таблица 3 - Значения параметра f(Тср) фракций

Средняя температура кипения фракции Параметр f(Тср) Значение параметра
tср, оС Тср, К
-0,5 272,5 f(Tср)1 9,476487046
f(Tср)2 7,012596716
87,5 360,5 f(Tср)3 5,936286784
102,5 375,5 f(Tср)4 5,530851139
117,5 390,5 f(Tср)5 5,16424139
132,5 405,5 f(Tср)6 4,831624319
f(Tср)7 4,332827469
f(Tср)8 3,439397267
f(Tср)9 2,621505792
368,5 641,5 f(Tср)10 2,025323758
456,5 729,5 f(Tср)11 1,538038089
f(Tср)12 0,99634906

Вычисляем температуру кипения фракций при среднем давлении в колонне [ 5 ]:

(18)

Получаем: Т4 = 413,11 К или 140,11 оС , Т5 = 429,25 К, или 156,26 оС.

Истинная величина ТЕ находится между Т4 и Т5. и определяется методом подбора.

Рассчитываем при температуре TEконстанты фазового равновесия, ki , всех фракций [4]:

, (17)

где Рi – давление насыщенных паров фракции определяемое по уравнению Ашворта при температуре TE, кПа:

, (18)

Например, для первой фракции, Тср =272,5 К:

k1= =10,6746.

Принимаем мольную долю отбора в дистиллят, Е', равной сумме мольных долей первых четырёх фракций, выкипающих до 110 оС [7]:

= 0,2421, (19)

где D' и F' – мольный расход дистиллята и сырья в колонне, кмоль/ч.

Задаемся степенью извлечения пограничной фракции 95-110 оС (лёгкий ключевой компонент) в дистиллят (от 0,5 до 0,9), например, φD4 = 0,75. Это означает, что 75% этой фракции от потенциального её содержания в нефти пойдёт в дистиллят. В общем случае, чем выше степень извлечения фракции в дистиллят, тем больше требуется тарелок в колонне, больше кратность орошения и выше затраты на изготовление и эксплуатацию колонны. В большинстве схем первичной переработки нефти лёгкий бензин поступает на смешение с тяжёлым бензином, а затем, как продукт установки, передаётся на стабилизацию и вторичную ректификацию. Таким образом, излишнее качество разделения лёгкого бензина и отбензиненной нефти задавать не следует.

Рассчитываем степень извлечения фракции 95-110 оС в остаток, φW4:

φW4 =1 - φD3 = 0,25. (20)

Содержание данной фракции в дистилляте и в остатке рассчитываем по формулам:

= 0,75·0,040 /0,2421 = 0,1239,

=0,25·0,0400 /(1-0,2421) = 0,0132.

Рассчитываем коэффициент распределения ψi фракции 95-110 оС:

= 9,394. (23)

Определяем минимальное число теоретических тарелок в колонне [7]:

= lg(9,394)/lg(1,3999)=6,7. (24)

Находим коэффициенты распределения всех фракций i [7]:

(25)

Например, для первой фракции:

=7021565,956

Рассчитываем составы дистиллята и остатка по формулам:

Например, для первой фракции:

При верном подборе температуры ТЕвыполняются условия [7]:

Методом подбора найдена температурная граница деления смеси при среднем давлении в колонне 260 кПа, ТЕ, равная 428,8 К (155,8 оС). Составы дистиллята и остатка представлены в таблице 4.

6. ПРОВЕРКА ДАВЛЕНИЯ В РЕФЛЮКСНОЙ ЁМКОСТИ

Как указано в разделе 4, давление в рефлюксной ёмкости - сепараторе, Рс, должно обеспечивать полную конденсацию верхнего продукта колонны при температуре, достигаемой в конденсаторе-холодильнике. Выполним проверку фазового состояния лёгкого бензина в ёмкости - сепараторе при выбранных условиях: Рс равно 200 кПа, температура, Тсеп, - 313 К (40 оС).

Таблица 4 - Состав дистиллята и остатка при температуре 428,8 К

Пределы выкипания фракций, оС Константа равновесия, ki Коэффициент распределения, Yi , мол. доли , мол. доли
до 28 оС (газ) 10,6746 7021565,956 0,10521
28-80 3,9250 8986,910 0,57512 0,00006
80-95 1,9536 86,360 0,14883 0,00172
95-110 1,3999 9,394 0,12393 0,01319
110-125 0,9901 0,936 0,04177 0,04461
125-140 0,6910 0,085 0,00497 0,05817
140-176 0,3633 0,001 0,00017 0,13235
176-256 0,0721 2,48*10-08 0,22252
256-326 0,0062 2,07*10-15 0,17486
326-411 0,0003 3,59*10-24 0,14423
411-502 4,4*10-06 2,24*10-36 0,09314
502-700 3,18*10-10 5,89*10-64 0,11515
S - - - 1,00000 1,00000

По формулам (17), ( 18 ) рассчитываем константу фазового равновесия, ki, при 200 кПа, и 313 К (40 оС), проверяем условие существования в сепараторе однофазного жидкого состояния дистиллята [ 5 ]:

Если условие не выполняется, то в сепараторе находится кипящая жидкость или пар. Необходимо увеличить давление в сепараторе, Рс, и повторить расчёт с разделов 4, 5, 6.

Результат проверки фазового состояния дистиллята в рефлюксной ёмкости представлен в таблице 5.

Дистиллят в рефлюксной ёмкости при предварительно выбранном давлении, равном 200 кПа, находится в однофазном жидком состоянии, давление выбрано правильно, пересчёт не требуется.

7. СВОЙСТВА ПРОДУКТОВ КОЛОННЫ

По найденным мольным составам дистиллята и остатка рассчитываем их физико-химические свойства:

Состав в массовых долях:

(28)

Таблица 5 - Проверка фазового состояния дистиллята.

Пределы выкипания фракций, оС Константа фазового равновесия, ki , мол. доли
28 оС (газ) 10,6746 0,10521 0,18471 0,05993
28-80 3,9250 0,57512 0,17957 1,84202
80-95 1,9536 0,14883 0,01394 1,58932
95-110 1,3999 0,12393 0,00659 2,35225
110-125 0,9901 0,04177 0,00121 1,44142
125-140 0,6910 0,00497 5,9*10-05 0,41449
140-176 0,3633 0,00017 8,0*10-07 0,03044
176-256 0,0721
256-326 0,0062
326-411 0,0003
411-502 4,4*10-06
502-700 3,18*10-10
S - - - 0,38602 7,72988

Давление насыщенных паров отдельных фракций при температуре 38 оС находим по уравнению ( 18 ).

Результаты расчётов сведены в таблицу 6.

Средняя молекулярная масса дистиллята:

= 83,48 кг/кмоль. (29)

Относительная плотность дистиллята:

= 0,6730.

Пересчитываем относительную плотность дистиллята в [6]:

=1,00664*0,6730-0,00925 = 0,6682

Абсолютная плотность дистиллята = 1000*0,6682= 668,2 кг/м3.

Давление насыщенных паров дистиллята при температуре 38 оС [5]: Р38 = 73,4 кПа. (30)

Давление насыщенных паров товарных бензинов не должно превышать: летом – 66,7 кПа, зимой – 93,3 кПа [2]. Давление продукта смешения с тяжёлым бензином будет удовлетворять этим требованиям.

Таблица 6 – Состав и свойства дистиллята

Пределы выкипания фракций, оС Молекулярная масса, Мi, кг/кмоль Состав дистиллята Относительная плотность, Давление насыщенных паров, , кПа
, мол. доли , мас. доли
до 28 оС (газ) 59,85 0,10521 0,07543 0,5920 337,365
28-80 79,116 0,57512 0,54505 0,6603 58,892
80-95 93,91 0,14883 0,16741 0,7000 17,436
95-110 101,26 0,12393 0,15031 0,7166 9,749
110-125 109,06 0,04177 0,05457 0,7325 5,328
125-140 117,31 0,00497 0,00698 0,7477 2,844
140-176 132,36 0,00017 0,00025 0,7718 0,927
176-256 171,46 -
256-326 231,98 -
326-411 306,34 -
411-502 405,34 -
502-700 601,50 -
S -   1,00000 1,00000    
               

Свойства отбензиненной нефти представлены в таблице 7.

Таблица 7 - Состав и свойства остатка

Пределы выкипания фракций, оС Молекулярная масса, Мi, кг/кмоль Состав остатка Относительная плотность,
, мол. доли , мас. доли
до 28 оС (газ) 59,85 -
28-80 79,116 0,00006 0,00002 0,6603
80-95 93,91 0,00172 0,00061 0,7000
95-110 101,26 0,01319 0,01538 0,7166
110-125 109,06 0,04461 0,01848 0,7325
125-140 117,31 0,05817 0,02591 0,7477
140-176 132,36 0,13235 0,06652 0,7718
176-256 171,46 0,22252 0,14488 0,8186
256-326 231,98 0,17486 0,15404 0,8649
326-411 306,34 0,14423 0,16779 0,8999
411-502 405,34 0,09314 0,14335 0,9285
502-700 601,50 0,11515 0,26302 0,9594
S -   1,00000 1,00000  

Средняя молекулярная масса остатка:

= 263,34 кг/кмоль. (31)

Относительная плотность остатка:

= 0,8783.

Пересчитываем относительную плотность остатка в :

=1,00664*0,8783-0,00925 = 0,8749

Абсолютная плотность остатка = 1000*0,8749 = 874,9 кг/м3.

8. МАТЕРИАЛЬНЫЙ БАЛАНС КОЛОННЫ

Массовый расход сырья, Gч, кг/ч, определяем по уравнению

, (32)

где М – мощность установки по нефти, млн. тонн в год;

Тэф – фонд времени работы установки, часы в год.

В соответствие с нормами проектирования нефтеперерабатывающих установок Тэф = 8000 часов в год [8].

Массовый часовой расход компонентов рассчитываем по формуле

, (33)

где - массовая доля компонента.

Суточный расход компонентов, Gi сут, тонн в сутки, равен

. (34)

Годовой расход компонентов, Gi г, тыс.тонн в год, равен

. (35)

При мощности установки АТ 4 млн тонн нефти в год часовой массовый расход сырья, Gч, равен 500000 кг/ч.

Мольный расход сырья, :

5000000/217,75 = 2296,258 кмоль/ч.

Мольный часовой расход компонентов, , кмоль/ч, рассчитываем по формуле

, (36)

где - мольная доля компонента.

Мольный часовой расход дистиллята, , кмоль/ч:

, (37)

где Е' - мольная доля отбора в дистиллят (см. раздел 5).

Мольный часовой расход компонентов дистиллята, , кмоль/ч:

. (38)

Мольный часовой расход остатка, , кмоль/ч:

. (39)

Мольный часовой расход компонентов остатка, , кмоль/ч:

. (40)

Мольные расходы дистиллята и остатка пересчитываем в массовые расходы по уравнению

, (41)

где GJi – массовый расход i-го компонента дистиллята (GDi), или остатка (GWi), кг/ч;

- мольный расход i-го компонента дистиллята ( ), или остатка ( ), кмоль/ч;

- молекулярная масса i-го компонента, кг/кмоль.

Часовые массовые расходы продуктов колонны переводим в суточные и годовые по формулам (34) и (35) соответственно.

На основе расчётов составляем материальный баланс колонны - таблица 8.

Таблица 8 - Материальный баланс колонны

ФРАКЦИЯ Состав Расход
, мол. доли , мас. доли кмоль/ч кг/ч т/сут. тыс. т/г
Взято: НЕФТЬ
1. до 28 оС 0,0255 0,0070 58,479 3500,0
2. 28-80 оС 0,1393 0,0506 319,784 25300,0 607,2 202,4
3. 80-95 оС 0,0373 0,0161 85,724 8050,0 193,2 64,4
4. 95-110 оС 0,0400 0,0186 91,846 9300,0 223,2 74,4
5. 110-125 оС 0,0439 0,0220 100,865 11000,0
6. 125-140 оС 0,0453 0,0244 104,001 12200,0 292,8 97,6
                       

Окончание таблицы 8

7. 140-176 оС 0,1003 0,0610 230,425 30500,0
8. 176-256 оС 0,1687 0,1328 387,271 66400,0 1593,6 531,2
9. 256-326 оС 0,1325 0,1412 304,335 70600,0 1694,4 564,8
10. 326-411 оС 0,1093 0,1538 251,026 76900,0 1845,6 615,2
11. 411-502 оС 0,0706 0,1314 162,085 65700,0 1576,8 525,6
12. 502-700 оС 0,0873 0,2411 200,415 120550,0 2893,2 964,4
Всего: 1,0000 1,0000 2296,258 500000,0 12000,0 4000,0
Получено: Легкий бензин
1. до 28 оС 0,10521 0,07543 58,479 3500,0 84,0 28,0
2. 28-80 оС 0,57512 0,54505 319,672 25291,2 607,0 202,3
3. 80-95 оС 0,14883 0,16741 82,724 7768,3 186,4 62,2
4. 95-110 оС 0,12393 0,15031 68,885 6975,0 167,4 55,8
5. 110-125 оС 0,04177 0,05457 23,217 2531,9 60,8 20, 3
6. 125-140 оС 0,00497 0,00698 2,760 323,8 7,8 2,6
7. 140-176 оС 0,00017 0,00025 0,087 11,5 0,3 0,1
8. 176-256 оС
9. 256-326 оС
10. 326-411 оС
11. 411-502 оС
12. 502-700 оС
Итого: 1,00000 1,00000 555,824 46401,7 1113,6 371,2
  Отбензиненная нефть
1. до 28 оС
2. 28-80 оС 0,00006 0,00002 0,111 8,8 0,2 0,1
3. 80-95 оС 0,00172 0,00061 2,999 281,7 6,8 2,3
4. 95-110 оС 0,01319 0,01538 22,962 2325,0 55,8 18,6
5. 110-125 оС 0,04461 0,01848 77,649 8468,1 203,2 67,7
6. 125-140 оС 0,05817 0,02591 101,241 11876,2 285,0 95,0
7. 140-176 оС 0,13235 0,06652 230,338 30488,5 731,7 243,9
8. 176-256 оС 0,22252 0,14488 387,271 66400,0 1593,6 531,2
9. 256-326 оС 0,17486 0,15404 304,335 70600,0 1694,4 564,8
10. 326-411 оС 0,14423 0,16779 251,026 76900,0 1845,6 615,2
11. 411-502 оС 0,09314 0,14335 162,085 65700,0 1576,8 525,6
12. 502-700 оС 0,11515 0,26302 200,415 120550,0 2893,2 964,4
Итого: 1,00000 1,00000 1740,434 453598,3 10886,4 3628,8
             
Всего:     2296,258 500000,0 12000,0 4000,0

По всем статьям расход и приход равны. Материальный баланс рассчитан верно.

← Предыдущая страница | Следующая страница →