第三節(jié) 石油精餾塔

第二節(jié)原油精餾塔石油精餾的這些特點主要來源于兩個方面：（1）石油是烴類和非烴類的復雜混合物，石油精餾是典型的復雜系精餾；（2）煉油廠的處理量大，規(guī)模大。2/5/20231一、常減壓蒸餾流程

工藝流程：就是一個生產裝置的設備、機泵、工藝管線和控制儀表，按生產的內在聯(lián)系而形成的有機組合。原理流程圖：為了簡單明了起見，在圖中只列出主要設備、機泵和主要工藝管線，這叫原理流程圖。2/5/20232圖7－33

原油常減壓蒸餾原理流程圖原油換熱器常壓爐常壓塔汽油回流煤油輕柴油重柴油減壓爐減壓塔接抽空系統(tǒng)減壓一線減壓二線減壓三線減壓渣油2/5/20233二、原油常壓精餾塔的工藝特征1.復合塔原油通過常壓蒸餾要切割成汽油、煤油、輕柴油、重柴油和重油等四、五種產品，需要四個精餾塔串聯(lián)。但是它們之間的分離精確度并不要求很高，可以把幾個塔結合成一個塔，如圖7－35所示。

這種塔實際上等于把幾個簡單精餾塔重疊起來，它的精餾段相當于原來四個簡單塔的四個精餾段組合而成，而其下段則相當于第一個塔的提餾段。這樣的塔稱為復合塔或復雜塔。2/5/20234圖Ⅱ-2-3

常壓塔水水水蒸汽水蒸汽水蒸汽水蒸汽原油氣體烴汽油煤油輕柴油重柴油常壓重油2/5/202352.汽提塔和汽提段在復合塔內，在汽油、煤油、柴油等產品之間只有精餾塔段而沒有提餾段，側線產品中必然會含有相當數(shù)量的輕餾分，這樣不僅影響本側線產品的質量，而且降低了較輕餾分的產率。因此，在常壓塔外側，為三個側線產品設提餾段。對石油精餾塔、提餾段的底部常常不設再沸器，只需向底部吹入過熱水蒸汽以降低塔內油汽分壓，使混入產品中的較輕餾分汽化而返回常壓塔。這樣做既可達到分離要求，而且也很簡便。這與精餾塔的提餾段在本質上有所不同，故經常不叫提餾段而稱為汽提段。側線汽提用的過熱水蒸氣量為側線產品的2~3％（重）。2/5/20236常壓塔汽化段中未汽化的油料流向塔底，這部分油料中還含有相當多的<350℃

輕餾分。因此，在進料段以下也要有汽提段，在塔底吹人過熱水蒸汽以使其中的輕餾分汽化后返回精餾段，以達到提高常壓塔拔出率和減輕減壓塔負荷的目的。塔底吹人的過熱水蒸汽量一般為2~4％（重）。常壓塔底不可能用再沸器代替水蒸汽汽提，因為常壓塔底溫度一般在350℃左右，如果用再沸器，很難找到合適的熱源，而且再沸器十分龐大，減壓塔的情況也是如此。

由上述可見，常壓塔不是一個完整精餾塔，它不具備真正的提餾段。2/5/202373.全塔熱平衡全塔熱平衡引出以下結果：過汽化度：為了使常壓塔精餾段最低一個側線以下的幾層塔板（在進料段之上）上有一定的液相回流以保證最低側線產品的質量，原料油進塔后的汽化率應比塔上部各種產品的總收率略高一些，高出的部分稱為過汽化量。過汽化量占進料的百分數(shù)稱為過汽化度。常壓塔的過汽化度一般為2~4％。（1）常壓塔進料的汽化率至少應等于塔頂產品和個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。（2）在常壓塔只靠進料供熱，而進料的狀態(tài)（溫度、汽化率）又已被規(guī)定的情況下，塔內的回流比實際上就被全塔熱平衡確定了。2/5/202384.恒分子回流的假定完全不適用在二元和多元精餾塔的設計計算中作出了恒分子回流的假設，即在塔內的汽、液相的摩爾流量不隨塔高而變化。這個近似假設對原油常壓精餾塔是完全不適用的。這是因為：（1）原油是復雜混合物，各組分的摩爾汽化潛熱可以相差很遠；（2）各組分的沸點相差幾百度；（3）塔頂、塔底溫差很大，常壓塔可達250℃。2/5/20239三、分餾精確度1.分餾精確度的表示方法（1）二元或多元組分的分餾精確度二元混合物的分餾精確度可用塔頂產物中B和塔底產物中A的含量來表示（A為輕組分，B為重組分）。（2）石油餾分的分餾精確度對于石油精餾塔中相鄰兩個餾分之間的分餾精確度，通常用這兩個餾分的餾分組成或蒸餾曲線（一般是恩氏蒸餾曲線）的相互關系來表示。2/5/202310如圖Ⅱ-2-4所示，倘若較重餾分的初餾點高于較輕餾分的終餾點，則兩個餾分之間有些“脫空”，則稱這兩個餾分之間有一定的“間隙”。間隙可以下式表示：恩氏蒸餾（0~100）間隙＝t0H-t100L

t0H—重餾分的初餾點t100L—輕組分的終餾點

它們的間隙越大，表明分餾精確度越高。當t0H<t100L或（t0H-t100L）為負值時則稱為重疊，這意味著有一部分輕餾分進入到重餾分中去了。重疊值（絕對值）愈大，則表示分餾精確度愈差。2/5/202311圖Ⅱ-2-4

相鄰餾分間的間隙與重疊

思考題：為什么會出現(xiàn)“脫空”？相鄰餾分間能分離的這么好嗎？問題出在哪？2/5/202312圖Ⅱ-2-5

實沸點曲線的重疊2/5/202313

在圖Ⅱ-2-5中，1是某一原料餾分的實沸點曲線，要求在tf

溫度處分餾切割為兩個餾分。當分餾精確度很高以致達到理想的分離時，兩個產品的實沸點曲線為2和3，它們之間剛好銜接，即t0H＝t100L＝tf，既不重疊，也不可能出現(xiàn)間隙。當分餾精確度不很高時，則所得輕餾分的實沸點曲線5與重餾分的實沸點曲線4就出現(xiàn)了重疊。一直到分離效果最差的平衡汽化，所得到的輕、重餾分的實沸點曲線7和6就完全重疊了。通常用較重餾分的5％點t5H與較輕餾分的95％點t95H之間的差值來表示分餾精確度，即恩氏蒸餾（5~95）間隙＝t5H-

t95H上式結果為負值時表示重疊。2/5/2023142.分餾精確度與回流比、塔板數(shù)的關系（1）影響分餾精確度的因素a.物質中組分之間分離的難易程度，一般是指相對揮發(fā)度；b.回流比；c.塔板數(shù)。（2）石油餾分的分離精度表示方法用兩餾分的恩氏蒸餾50％點溫度之差Δt50來表示。2/5/202315（3）常壓塔中分餾精度與分離能力和混合物分離難易程度

圖Ⅱ-2-7與圖Ⅱ-2-8是用于估算常壓塔中分餾精確度與回流比、塔板數(shù)的關系圖。圖中縱座標F為回流比與塔板數(shù)之乘積，表示該塔段的分離能力；橫座標是相鄰兩餾分的恩氏蒸餾間隙；等Δt50線在圖Ⅱ-2-7中表示塔頂產品與一線產品的恩氏蒸餾50％點溫度之差，而在圖Ⅱ-2-8則表示第m板側線的t50％與m板以上所有餾出物（作為一個整體）的t50％之差。該兩圖主要是用于校核在選定的回流比和塔板數(shù)的條件下能否達到所要求的分餾精確度，也可以據(jù)此來調整所選的回流比和塔板數(shù)。2/5/202316圖Ⅱ-2-7

原油常壓精餾塔塔頂產品與一線之間分餾精確度圖2/5/202317圖Ⅱ-2-8

原油常壓精餾塔側線產品之間分餾精確度圖2/5/202318表Ⅱ-2-2

常壓塔塔板數(shù)國外文獻推薦值石油精餾塔的塔板數(shù)主要靠經驗選用，表Ⅱ-2-2、表Ⅱ-2-3是常壓塔塔板數(shù)的參考值。被分離的餾分推薦板數(shù)輕汽油－重汽油6~8汽油－煤油6~8煤油－柴油4~6輕柴油－重柴油4~6進料－最低側線3~6汽提段或側線汽提42/5/202319表Ⅱ-2-3

國內某些煉廠常壓塔塔板數(shù)

被分離的餾分東方紅Ⅱ套南京Ⅰ套上海煉廠汽油－煤油8109煤油－輕柴油996輕柴油－重柴油746重柴油－裂化原料846最低側線－進料443進料－塔底4642/5/2023203.實沸點切割點和產品收率（1）實沸點切割點的確定按第一節(jié)介紹的方法將恩氏蒸餾的初餾點和終餾點換算為實沸點蒸餾初餾點和終餾點，也可以用圖Ⅱ-2-9作近似換算。?。╰0H+

t100L）/

2為實沸點切割溫度，式中t0H和t100L分別是重餾分的實沸點初餾點和輕餾分終餾點。（2）產品收率有了實沸點切割溫度，在原油的實沸點曲線上即可查得相應的產品收率。2/5/202321例Ⅱ-2-1

某原油常壓蒸餾要求取得的汽油和煤油的恩氏蒸餾餾程如下表。求實沸點切割溫度和它們的產率。已知原油的實沸點蒸餾曲線。餾分的恩氏蒸餾數(shù)據(jù)餾出％（體）0％10％30％50％70％90％100％汽油，°C34608196109126141煤油，°C1591711791942082252392/5/202322圖Ⅱ-2-9

實沸點蒸餾與恩氏蒸餾的初餾點和終餾點的換算用圖Ⅱ-2-9的曲線換算：得汽油的實沸點蒸餾終餾點＝150°C

煤油的實沸點蒸餾初餾點＝133°C

實沸點切割點＝（150＋133）/2＝141.5°C實沸點蒸餾溫度，°C恩氏蒸餾溫度，°C2/5/202323圖Ⅱ-2-10

相鄰兩餾分的實沸點切割溫度在圖Ⅱ-2-10上141.5°C處作一水平線交原油實沸點曲線于一點，由此點讀出汽油的蒸餾收率為4.2％（體）。至于煤油的收率則還需定出煤油和輕柴油之間的切割點后才能確定。2/5/202324同學們上午好！今天是2007年4月4日星期三第三周第八次課上次課我們講的是石油精餾塔的分餾精確度今天我們講石油精餾塔的汽液相負荷2/5/202325四、石油精餾塔的汽、液相負荷分布規(guī)律符號說明：D、M、G、W—分別為塔頂汽油、側線煤油、柴油和塔底重油的流量，千摩/時；tD、tM、tG、tW—分別為D、M、G、W的溫度，°CtF、

tl—分別為進料和塔頂?shù)臏囟?，°C；LO—塔頂回流量，千摩/時；e—進料汽化率，分子分率；S—塔底汽提蒸汽用量，千摩/時；tS—汽提用過熱水蒸汽溫度，°C；h—物流焓，千摩/時，上角標V代表汽相，L表示液相。2/5/2023261.塔頂汽、液相負荷L0+D+ShL0V,t1hDV,t1hSV,t1t1L0,t0

hL0L,t0D+S,tD

hDL,tD,hSL,tDM,tMhML,tMG,tGhGL,tGW,tWhWL,tWF,tF

hFV,tF,hFL,tFeS,tS

hSV,tS圖Ⅱ-2-11常壓精餾塔全塔熱平衡示意圖2/5/202327對虛線框出的這個隔離體系做熱平衡。為簡化計算，側線汽提蒸汽量暫不計入，先不考慮塔頂回流，則進入該隔離體系的熱量Q入＝FehFV，tF+F(1-e)hFL，tF+ShSL，tS,千焦/時；離開隔離體系的熱量Q出＝DhDV，t1+ShSV，t1+MhML，tM+GhGL，tG+WhWL，tW，千焦/時2/5/202328令Q=Q入-Q出

則Q顯然是為了達到全塔熱平衡必須由塔頂回流取走的熱量，亦即全塔回流熱。溫度為t0,流量為L0的塔頂回流入塔后再塔頂部第一層塔板上先被加熱，至飽和液相狀態(tài)，繼而汽化為溫度t1的飽和蒸汽，自塔頂逸出并將回流熱Q帶走。所以

Q=L0(hL0V,t1-hL0L,t0)千焦/時塔頂回流量L0=Q/(hL0Vt1-hL0L,t0)千摩/時塔頂汽相負荷V1=L0+D+S千摩/時2/5/2023292.汽化段汽、液相負荷（1）若將過汽化量忽略，則汽化段液相負荷（亦即從精餾段最低一層塔板n流下的液相回流量）為

Ln＝0千摩/時（2）汽化段的汽相負荷

VF=D+M+G+S+Ln千摩/時2/5/202330圖Ⅱ-2-12常壓塔汽化段與精餾段的汽、液相負荷3.最低側線抽出板下方的汽、液相負荷m,tmⅠⅡⅢDMGSGLm-2Lm-1Ln-2m-1,tm-1n-1,tn-1n,tnFtF2/5/202331

圖Ⅱ-2-12

是汽化段至柴油側線抽出板下的塔段。

（1）考察Ln-1，作隔離體系I，并對隔離體系I作熱平衡。暫不計液相回流Ln-1在n板上汽化時焓的變化，則進出隔離體系I的熱量

Q入，n=DhDV,tF+MhMV,tF+GhGV,tF+ShSV,tF千焦/時

Q出，n=DhDV,tn+MhMV,tn+GhGV,tn+ShSV,tn千焦/時在精餾過程中，沿塔高自上而下有一個溫度梯度，故tF>

tn，2/5/202332因Q入，n>Q出，n令Qn=Q入，n-Q出，n

千焦/時則Qn就是液相回流Ln-1在第n板上汽化所取走的熱量，稱為n板上的回流熱。顯然

Ln-1＝Qn/（hV

Ln-1,tn-hL

Ln-1,tn–1)千摩/時上式是Ln-1第n-1板下的液相負荷。第n板上的汽相負荷

Vn=D+M+G+S+Ln-1千摩/時2/5/202333（2）柴油抽出板（第m-1板）下的Vm和Lm-1

在圖Ⅱ-2-12

作隔離體系Ⅱ的熱平衡，進出體系Ⅱ的熱量：Q入，m=DhDV,tF+MhMV,tF+GhGV,tF+ShSV,tF=Q入，n千焦/時

Q出，m=DhDV,tm+MhMV,tm+GhGV,tm+ShSV,tm千焦/時令m板上的回流熱為Qm，則Qm＝Q入，m-Q出，m。2/5/202334從第m-1板流至第m板的液相回流量為

Lm-1＝Qm/（hV

Lm-1,tm–hL

Lm-1,

tm–1)千摩/時由Qm＝Q入，m–Q出，m

；

Qn＝Q入，n–Q出，n

；

Q入，m＝Q入，n；又因tm<tn;

所以Q出，m<Q出，n因此Qm>Qn

即自汽化段以上，沿塔高上行，須由塔板上取走的回流熱逐板增大。即Lm-1>Ln-12/5/202335（3）結論

沿著石油精餾塔自下而上分析，各層塔板上的油料愈來愈輕，平均分子量愈來愈小，其摩爾汽化潛熱也不斷減小；但每層板上的回流熱卻愈來愈大。由此可以判斷：以摩爾表示的液相回流量沿塔高自下而上是逐漸增大的，即

Ln<

Ln-1<

Lm<

Lm-12/5/202336表Ⅱ-2-4幾種烴的汽化潛熱烴正已烷正十二烷環(huán)已烷甲基環(huán)已烷苯異丙苯分子量86.172170.3384.1698.1878.1120.19汽化潛熱千焦/千摩288643917630093317353076437541表Ⅱ-2-4

說明烴類的摩爾汽化潛熱隨其分子量的增大而增大。2/5/202337

再分析汽相負荷：

自第n板上升的汽相負荷應為

Vn=D+M+G+S+Ln-1千摩/時

自第m板上升的汽相負荷應為

Vm=D+M+G+S+Lm-1千摩/時因Ln-1<Lm-1顯然Vm>Vn和液相回流的變化規(guī)律相同，以摩爾流量表示的汽相負荷也是沿塔高自下而上增大的。2/5/2023384.經過側線抽出板時汽、液相負荷的變化以柴油側線抽出板m-1板為例。仍用圖Ⅱ-2-12

，對隔離體系Ⅲ作熱平衡。先不計回流，則

Q入，m-1＝

Q入，n=

Q入，m千焦/時Q出，m-1=DhDV,tm-1+MhMV,tm-1+GhGL,tm-1+ShSV,tm-1千焦/時便于分析，上式可寫成：Q出，m-1=DhDV,tm=1+MhMV,tm-1+GhGV,tm-1+ShSV,tm-1

–G（hGV,tm-1–hGL,tm–1)

千焦/時第m-1板上的回流熱Qm-1＝

Q入，m-1–Q出，m-1千焦/時所以由第m-2板流至第m-1板的液相回流量為

Lm-2＝Qm-1/（hVLm-2,tm-1–hLLm-2,tm–2)千摩/時2/5/202339由此又可得一結論：沿塔高自下而上，每經過一個側線抽出塔板，液相回流量除由于塔板溫降所造成的少量增加外，另有一個突然的增加。這個突增量可以認為等于側線抽出量。對側線抽出板上的汽相負荷來說，情況與液相負荷有所不同。柴油抽出板上的汽相負荷為

Vm-1=D+M+S+Lm-2千摩/時與前面Vm相比，Vm-1中減少了G，但是Lm-2比Lm-1卻除了因塔板溫降而引起的少量增加外，還增加了一個突增量，這個突增量正好相當于G。因此，在經過側線抽出板時，雖然液相負荷有一個突然的增量，而汽相負荷卻仍然只是平緩地增大。2/5/2023405.塔頂?shù)谝弧⒍铀逯g的汽、液相負荷圖Ⅱ-2-13

塔頂部的汽、液相負荷D+L0+SD+SDSL0L0,t0L1t1t2122/5/202341圖Ⅱ-2-13

示出塔頂部的物流及其溫度。

令Q2為第2板上的回流熱，Q1為第1板上的回流熱。在不設循環(huán)回流時，Q就是全塔回流熱。則從第一板流至第二板的回流量為

L1＝Q2/（hVL1,t2–hLL1,t1)千摩/時塔頂冷回流量為

L0＝Q1/（hVL0,t1–hLL0,t0)千摩/時由于相鄰兩板溫差不大，可近似地認為Q2≈Q1，t2≈

t1，又可以簡化地認為hVL1,t2

≈hVL0,t1.。比較以上兩式，可以看到由于t0明顯低于t1，故hLL0,t0也明顯小于hLL1,t0,結果是L1>L0。即：沿塔高自下而上，液相回流逐板增大，至第二板上達到最大，而到第一板上則有一明顯的突降。汽相負荷：V1=D+S+L0

千摩/時

V2=D+S+L1

千摩/時顯然V2>V1即：在從第二板進入第一板后，汽相負荷也有一明顯的突降。2/5/202342原油精餾塔內的汽、液相負荷分布規(guī)律可歸納如下：原油進入汽化段后，其汽相部分進入精餾段。（1）自下而上，液相回流逐漸增大，因而汽相負荷也不斷增大；（2）到塔頂?shù)谝弧⒍铀逯g，汽相負荷達到最大值，經第一板后，汽相負荷顯著減?。唬?）從塔頂送入的冷回流自上而下流經第一板后，冷回流變成熱回流，液相回流量有較大幅度的增加，達到最大值；（4）這以后自上而下，液相回流量逐板減小；（5）每經過一層側線抽出板，液相負荷均有突降；（6）到汽化段，如果進料沒有過汽化量，則從精餾段末一層流向汽化段的液相回流為零；（7）汽提段，由上而下，液相和汽相負荷愈來愈小，其變化的大小視流入液相攜帶的輕組分的多少而定。2/5/202343圖Ⅱ-2-14

常壓塔精餾段汽、液相負荷分布圖102030102030塔板序號液相回流汽相負荷汽相負荷與液相回流，千摩/時2/5/202344同學們上午好！今天是2007年4月6日星期五第三教學周第九次課上次課我們講的是常壓塔的氣液相負荷今天我們講回流方式2/5/202345五、回流方式石油精餾塔與二元或多元系精餾塔的區(qū)別：（1）處理量大；（2）回流比是由精餾塔的熱平衡確定的，而不是由分餾精確度確定的；（3）塔內的汽、液相負荷沿塔高是變化的；（4）沿塔高的溫差比較大。2/5/202346石油精餾塔的回流方式塔頂冷回流：低于泡點溫度的回流。塔頂熱回流：泡點溫度的回流。塔頂循環(huán)回流：塔頂液相抽出液相返回。塔頂油氣二級冷凝冷卻：塔頂油氣先冷到飽和溫度，在冷卻到安全溫度。中段回流：塔的中部液相抽出液相返回。2/5/2023471.塔頂油汽二級冷凝冷卻

二級冷凝冷卻就是將塔頂油汽冷到基本上冷凝，即將回流部分泵送回塔頂，只有出裝置的產品部分才進一步冷卻到安全溫度以下。如圖7－47。二級冷凝冷卻方案的優(yōu)缺點：（1）二級冷凝冷卻方案所需的總傳熱面積比一級冷凝冷卻方案小得多；（2）采用二級冷凝冷卻方案時回到塔頂?shù)氖菬峄亓?，故回流量比冷回流量多，輸送回流所需的能耗也較大；（3）采用二級冷凝冷卻方案時，流程較復雜。2/5/202348圖Ⅱ-2-15

二級冷凝冷卻冷凝器回流罐產品罐冷卻器常壓塔2/5/202349圖Ⅱ-2-16

塔頂循環(huán)回流2.塔頂循環(huán)回流塔頂產品t2,LCt12/5/202350

塔頂循環(huán)回流的工藝流程如圖7－48所示。循環(huán)回流的量可由下式計算：

LC=QC/(hL

t1

–hL

t2)式中LC—循環(huán)回流量，公斤/時；

QC—由LC取走的回流熱，千焦/時；

hL

t1，

hL

t2—LC在出塔和入塔溫度下的液相焓值，千焦/時。上式對于計算其它形式的循環(huán)回流同樣適用。

2/5/202351塔頂循環(huán)回流主要用在以下幾種情況：（1）塔頂回流熱較大；（2）塔頂餾出物中含有較多的不凝氣；（3）要求盡量降低塔頂餾出線及冷凝冷卻系統(tǒng)的流動壓降，以保證塔頂壓力不致過高，或保證塔內有盡可能高的真空度。2/5/202352

3.中段循環(huán)回流

循環(huán)回流如果設在精餾塔的中部，就稱為中段循環(huán)回流。設置中段循環(huán)回流，是出于以下兩點考慮：（1）如果在塔的中部取走一部分回流熱，在設計時就可以采用較小的塔徑，或者對某個生產中的精餾塔，采用中段循環(huán)回流后可以提高塔的生產能力。圖Ⅱ-2-17顯示了采用中段循環(huán)回流前后塔內汽、液相負荷分布的變化情況。（2）石油精餾塔的回流熱數(shù)量很大，如何合理回收利用是一個節(jié)約能量的重要問題。

2/5/202353圖Ⅱ-2-17

采用中段回流前后汽、液相負荷分布的變化2/5/202354

設置中段循環(huán)回流時，還須考慮以下幾個具體問題：（1）中段循環(huán)回流的數(shù)目。（2）中段循環(huán)回流進出口的溫差。（3）中段循環(huán)回流的進出口位置。由于以上兩點考慮，大、中型石油精餾塔幾乎都采用中段循環(huán)回流。思考題：為什么國內煉廠的常壓塔過去幾乎都只采用塔頂冷回流？2/5/202355表Ⅱ-2-5

幾種常壓塔的回流方案

煉廠上海大慶勝利南京日本某廠加工原油大慶大慶勝利勝利輕質原油各回流取熱％：塔頂冷回流21.246.544.756.7–—塔頂循環(huán)回流27.3–—–—–—54.0一中循環(huán)回流31.031.023.610.825.8二中循環(huán)回流20.522.531.732.520.22/5/202356同學們上午好！我們講石油精餾塔操作條件的確定今天是2007年4月9日，星期一第四教學周第10次課。上次課我們講了石油精餾塔的回流方式。今天。2/5/202357六、操作條件的確定1.操作壓力原油常壓精餾塔的最低操作壓力最終是受制約于塔頂產品接受罐的溫度下塔頂產品的泡點壓力。提高塔的操作壓力的不利之處：（1）精餾效率有所降低；（2）塔頂冷凝冷卻器的負荷增大；（3）由于加熱爐的出口溫度不能任意提高而使輕質油品的收率會受到影響。提高操作壓力的有利之處：（1）可以提高處理能力；（2）操作溫度提，有利于側線餾分的熱量的回收。2/5/202358塔頂壓力確定后，塔的各部位的壓力也隨之確定。塔的各部位的操作壓力與氣流經塔板時所造成的壓降有關，油氣自下而上流動，故塔內壓力由下而上逐漸降低，常壓塔采用的各種塔板的壓降大致如表7－11所示。

由加熱爐出口經轉油線到精餾塔汽化段的壓降通常為0.034MPa，因此，由汽化段的壓力即可推算出爐出口的壓力。2/5/202359表7－11

各種塔板的