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, t_ср, определяем как среднее арифметическое между начальной, t_н, и конечной, t_к, температурой кипения фракции.

t_ср = 0,5*( t_н + t_к), ^оС, (1)

Т_ср = t_ср + 273, К. (2)

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

, (3)

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

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

, (8)

где Х_i – массовая доля фракции;

X^'_i - мольная доля фракции;

М_i – молекулярная масса фракции, кг/кмоль.

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

М_f = ∑X_Fi^’* М_i , (9)

где X_Fi^’ 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 M_F = 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 Р_с 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, Р_ш, кПа, находим по формуле [ 2 ]

Р_ш = Р_с + ΔР_х , (11)

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

ΔР_х – 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, ΔР_т, от 0,6 до 0,8 кПа [2]. Для оценки давления в колонне принимаем 25 тарелок (n_т), потери давления на тарелке, ΔР_т, 0,8 кПа, давление в сепараторе, Р_с, 200 кПа, потеря давления в системе конденсации паров, ΔР_х, 50 кПа, тогда:

- давление в шлеме колонны, Р_ш,

Р_ш = Р_с + ΔР_х = 200 + 50 = 250 кПа, (12)

- перепад давлений по колонне, ΔР_к ,

ΔР_к = n_т* ΔР_т = 25*0,8 = 20 кПа, (13)

- давление в кубе колонне, Р_к,

Р_к = Р_ш + ΔР_к = 250 + 20 = 270 кПа. (14)

- среднее давление в колонне, P_ср,

P_ср = 0,5*( Р_ш + Р_к) = 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, Т_Е, 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, Р_ср , равном 260 кПа, находим температуры кипения этих фракций – Т₄ и Т₅. Для расчётов используем уравнение Ашворта [ 5 ].

Определяем функцию f(Т_о) всех фракций по формуле:

, (16)

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

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

9,476487046.

Результаты расчетов для всех фракций приведены в таблицу 3.

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

, (17)

где Р_ср – 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 Т_Е находится между Т₄ и Т_5. и определяется методом подбора.

Рассчитываем при температуре T_E константы фазового равновесия, k_{i ,} всех фракций [4]:

, (17)

где Р_i – давление насыщенных паров фракции определяемое по уравнению Ашворта при температуре T_E, кПа:

, (18)

Например, для первой фракции, Т_ср =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, φ_D4 = 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, φ_W4:

φ_W4 =1 - φ_D3 = 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 ψ_i 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 Т_Е выполняются условия [7]:

Методом подбора найдена температурная граница деления смеси при среднем давлении в колонне 260 кПа, Т_Е, 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: Р_с равно 200 кПа, температура, Т_сеп, - 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, k_i, 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]: Р_∑³⁸ = 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, G_ч, кг/ч, определяем по уравнению

, (32)

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

Т_эф – фонд времени работы установки, часы в год.

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

Массовый часовой расход компонентов рассчитываем по формуле

, (33)

где - массовая доля компонента.

Суточный расход компонентов, G_{i сут}, тонн в сутки, равен

. (34)

Годовой расход компонентов, G_{i г}, тыс.тонн в год, равен

. (35)

При мощности установки АТ 4 млн тонн нефти в год часовой массовый расход сырья, G_ч, 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 (G_Di), или остатка (G_Wi), 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.