【《原油加工加热炉设计计算案例》7500字】

原油加工加热炉设计计算案例目录TOC\o"1-3"\h\u4955原油加工常压塔的工艺设计计算过程案例 1266511绪论 288981.1课题的意义 2266321.2国内外研究现状 363261.3工艺设计概述 493702加热炉设计 622622.1进料状况 6244042.1.1被加热介质 6167572.2加热炉总热负荷 6237322.2.1冷油吸热 6119692.3燃烧过程计算 8212952.3.1燃烧低发热值 8174912.3.4烟气组成 828272.3.5求烟焓值并作图 10322512.4全炉热平衡 10292452.4.1入炉热量 10319122.4.2炉效率 11119062.4.3燃料用量 11208852.4.4火嘴个数 11314012.4.5烟道气流量 11214952.5辐射段的计算 11266502.2.1辐射室的热负荷 11129242.2.2辐射管表面积、管径及管心距 12189852.2.3炉管长度、炉管数及炉膛尺寸 12156352.2.4对流室主要尺寸 1269612.2.5当量冷平面 13282142.2.6烟气的黑度 13141442.2.7总辐射交换因数 14141482.2.8辐射室热平衡 143812.2.9求辐射室出口烟气温度 14289112.2.10辐射段热负荷 15290442.6对流室的计算 1660872.6.1对流室的热负荷 16122522.6.2对流室主要尺寸 16323562.6.3对流室高度 21262762.7炉管内的压降 23107012.7.1确定汽化段的当量长度 23179882.7.2汽化段中气、液两相的混合密度 23291832.7.3汽化段中气、液两相的混合流速 2447642.7.4汽化段的压力降 2440372.7.5汽化点处的压力 24235442.7.6加热段的压降 24190112.8烟囱的设计计算 24278792.8.1烟囱的直径 24189102.8.2烟囱和对流室产生的抽力 25317462.8.3总压力降 258752.8.4烟囱的最低高度 28绪论课题的意义石油（或原油）通常是一种黑色、棕色或黄色的流动或半流动粘稠液体，相对密度在0.80到0.98之间。石油是十分复杂的碳氢化合物和其他碳氢化合物，分子结构多种多样。随着科学的进步，社会的发展，人们对能源的需求越来越大，而石油作为众多能源中的代表，需求更是日益剧增。但是，石油属于不可再生资源，需要有节制地开发使用。因此，更新石油的加工技术，提升石油产品的拔出率已成为能源发展的最首要的目标。自二十世纪四十年代玉门油田开发以来，经过77年的开发，玉门油田已逐步开发出军庙、石油沟、白杨河等6个油田。同时，探明石油储量1.7亿立方米，总采储量43.08万吨。如今，石油沟、白杨河、单北等3个油田已濒临衰竭，老君庙、鸭儿峡已经进入后期阶段，采油往油井里加入大量的水，最大注水量达每开采13吨原油需注水75吨[1]。目前，新开发的青西油田剩余可采量仅510万吨，整体上玉门油田剩余可采储量仅为1019.5万吨。如果按每年开采量为79到101万吨的规模来算的话，那么该地能开采石油的时间大概是10年[1]。因此，在保证油品质量的前提下，如何提高轻油收率已成为发展的重中之重。原油被开采出来后运送至炼油厂，面临的第一道加工工艺便是蒸馏，由此可见蒸馏装置对石油加工工艺的重要性，通过蒸馏，可将石油分割为汽油、煤油、柴油以及重油馏分等，这些产品的质量与炼油厂的经济效益息息相关。因此，升级改造常压蒸馏装置，降低在常压蒸馏过程中能量的消耗，提高最终产品的质量，是全世界各大炼厂发展的首要任务。为了紧跟时代发展的步伐，我国国内各大炼厂也一直在进行设备和技术上的革新，但与国外相比，结果显得有些差强人意。因此，我们有必要去借鉴国外的技术，在这个基础上进行创新，通过不断改善蒸馏装置，提高产品质量和拔出率，降低能耗，提高炼厂的经济效益，实现可持续发展的目标。国内外研究现状常压蒸馏经过一百多年的创新发展，现在已经形成了一套较为完整的体系和工艺。炼油工艺路线随着经济的发展和技术的创新也在不断地改造升级，再加上当前处于数字经济时代，设备也越来越趋于智能化。近年来，在国内外的研究当中，为符合绿色环保的要求，都是围绕常减压蒸馏装置的扩能和降耗两个方面开展的。为了紧随时代的步伐，不在发展的浪潮中被淘汰，国内外在常压蒸馏方面均做出了巨大的改革创新，具体的改革创新体现在以下几方面。国内现状我国石油大部分不同于国外：一是其密度高，轻质馏分低，重质馏分多，呈石蜡状；二是硫、氮含量多；三是镍含量高于钒。在原油中环烷酸含量较高的有新疆原油、辽河原油及海上原油。由于这些特点，结合我国能源短缺的情况，对蒸馏工艺进行了各种改进措施，在提高轻油产量、提高产品质量、降低能耗等方面取得了明显成效。（1）设备革新近年来，我国常压蒸馏技术取得了长足进步，在工艺流程改进方面做了大量工作，提高了装置效率，降低了能耗，常压蒸馏装置平均功耗达到世界先进水平。而近年来，我国常压蒸馏装置的发展逐渐呈现出大型化、多样化和智能化的趋势，技术水平大大提高了。（2）电脱盐技术在我国，采用交流电脱盐以达到防腐要求；随着重金属催化裂化技术的发展，脱盐后的含盐量应小于3毫克/升，以防止催化剂中毒，研究和开发了交直流电脱盐技术。引进美国Petreo公司开发的高速电脱硫技术，在此基础上开发了一套高速电脱盐技术，达到了国际先进水平。此外国内开发了脉冲电脱盐、“鼠笼”式电脱盐、智能调压电脱盐技术等[2]。我国目前主要的电脱盐技术有：高速电脱盐技术、双进油双电场电脱盐技术。（3）节能生产炼油过程不仅产生能源，带来经济增长，同时也消耗了大量能源。并随着社会的发展，炼油业进入了快速发展阶段，能源需求不断增加。就目前我国石化炼油生产的情况来说，许多企业都最少消耗78kg标油/t，对比目前的国际生产技术消耗53kg标油/t还相差很多[3]。我国目前原油的节能生产主要体现在三个方面：节约电能、节约水能、节约燃料。国外现状石油蒸馏消耗了大量的能源，这就是为什么蒸馏技术的进步对常压蒸馏装置的运行和经济效益具有重要意义。常压蒸馏装置的进步主要体现在工艺流程、设备结构和优化操作等方面。（1）设备革新扩大炼油厂的规模是提高生产率和经济效益，降低各种消耗的重要措施之一。炼厂的装置规模较大，设备更新换代较快，对原油的处理能力相对较高，其装置技术能显著提高原油的利用率。目前，最大的蒸馏装置之一的处理量为15Mt/a。（2）电脱盐技术进入二十一世纪以来，国外的电脱盐技术发展迅速，其中以Petrolite和Howe-Beaket两个公司为代表，技术较为先进。Howe-Beaket公司技术主要为低速脱盐，Petrolite在低速脱盐的基础上开发了高速电脱盐，该技术的优点有：效率高、处理量大、能耗低、占地小[2]。（3）节能生产节能生产已是社会发展的必然趋势，国外蒸馏节能技术主要有：预闪蒸流程、交叉回流流程、原油渐次分离等。工艺设计概述设计依据本次2.5Mt/a玉门混合原油常压蒸馏装置工艺设计的依据是：（1）西安石油大学化学化工学院化工系下发的毕业设计任务书；（2）《玉门混合原油评价报告》；（3）中华人民共和国行业标准“管式加热炉技术规定”（ZBE97002—90）。（4）中国石油化工总公司标准“炼油装置工艺设计技术规定”（SYJ—1076）。中国天然气行业标准“石油工程制图标准”（SIJ3—1991）设计能力（1）处理量：2.5Mt/a（2）年开工时间：8000h基础数据（1）1.0MPa管网饱和水蒸气；（2）大气温度20℃，大气压力70.93kPa，大气湿度38%。装置特点（1）本设计包括有闪蒸塔、常压塔、常压加热炉。常压塔采用重型F1双溢流浮阀塔盘。主要产品为重整料、航空煤油（3#喷气燃料）、-20#柴油、0#柴油和常压渣油。（2）常压渣油直接作为减压蒸馏的原料。（3）常一线采用再沸器汽提，可以避免产品中溶解微量水分，使航空煤油的冰点升高，而且有利于提高常压塔的处理能力，可以降低塔顶冷凝器的热负荷。工艺流程简述对玉门混合原油采用二级电脱盐，在原油被送入脱盐罐之前注入破乳剂和水，然后换热进入一二级电脱盐罐，在电场和重力的作用下使油水分离，脱除和降低原油中的水和盐的含量。在脱盐脱水后经换热至230℃进入闪蒸塔进行闪蒸。闪顶油（t=229℃，P=2.0atm）直接进入常压塔第15层塔板进行分馏。闪底油（t=225℃，P=2.0atm）进常压炉对流室下段加热至308℃入辐射室，加热至360℃经转油线进入常压塔第30层塔板上进行分馏。常压塔塔顶油气经空冷器冷却，一路作热回流返回塔顶，另一路作重整原料再经换热出装置。常压塔有三个侧线抽出：常一线由第9层（t=170℃，P=0.161MPa）抽出，汽提换热后作为3#航空煤油馏出常压塔。常二线由第17层（t=250℃，P=0.165MPa）抽出，汽提换热后经作为-20#柴油馏出常压塔。常三线由第25层（t=307℃，P=0.169MPa）抽出，汽提换热后经作为0#柴油馏出常压塔。第一中段回流由第13层抽出返回第11层，第二中段回流由第21层抽出返回第19层。常压渣油（t=350.5℃，P=0.175MPa）经换热后进入减压塔进行分馏。为了能够综合利用烟气的余热，将管式加热炉设计的对流室设计为三段：下段加热闪底油，中段加热水蒸汽，上段加热冷原油。加热炉设计进料状况被加热介质（1）冷原油G1=78125kg/h（原油的25％）进炉温度t1=（2）饱和水蒸气G2进口压力P（3）闪底油G3d4加热炉总热负荷冷油吸热（1）全炉热负荷（2）冷进料吸热t1=120℃dt2=180℃dQ（3）水蒸汽吸热入炉温度180℃，入炉压力1.0MPa查文献[5]热焓图3-17得I出炉温度420℃，出炉压力0.3MPa查文献[5]热焓图3-17得IQF1（4）闪底油吸热入炉温度280℃，H出炉温度（l）360℃，H出炉温度（v）360℃，HQF3（5）全炉热负荷Q=（11.7+2.32+81.89）×106=95.91×燃烧过程计算燃烧低发热值2.3.4烟气组成（1）烟气含量=16.3%+7.6%×3.14+1.3%×3.03+1.7%×3.14+11.51%=1.835kg/kg燃料气=0.69%×0.53+0.5%×9+16.3%×2.25+15.05%×1.29+15.05%×1.8+0.9%×1.64+7.6%×1.29+1.3%×1.55+1.7%×1.29=1.035kg/kg燃料气=1.88=0.768×1.11×8.94+29.4%×79%=7.853kg/kg燃料气=0.232(1.11-1)=0.289kg/kg燃料气=1.835+1.035+0.0130+7.853+0.289=11.025kg/kg燃料气（2）各个组分占烟气的质量分率XCOXSOXNXHXO2.3.5求烟焓值并作图2.4全炉热平衡2.4.1入炉热量（1）QinQ已知Q（2），其中Cf=0.415+0.0006kcal/kg（3）Qa查表3[11]得IQ（4）QQ2.4.2炉效率（1）烟气带走的热量q设烟气出对流室的温度为220℃，查烟焓图得q2qq（2）取炉子散热的损失占总入炉热量的5%，对流室占3.5%，辐射室占1.5%所以，加热炉的效率η=1-q2.4.3燃料用量B2.4.4火嘴个数假定的总额定喷气能力比实际燃料用量大30%，选标准火嘴为200kg/h，则需火嘴数为3490.97×1.302002.4.5烟道气流量W2.5辐射段的计算2.2.1辐射室的热负荷取辐射室热负荷为全炉热负荷的80%。QR2.2.2辐射管表面积、管径及管心距选用辐射管表面热强度qRAR取管程数为N=4，管内介质流速G管径di=130G3查文献[7]P104，选∅127×8炉管(光管)。管心距S2.2.3炉管长度、炉管数及炉膛尺寸高径比取L炉膛直径D辐射管有效长度Lef炉管数n=选用辐射管n=4×24=96节圆直径：D'炉膛直径：D=炉膛高度：H=1+16=17m2.2.4对流室主要尺寸（1）对流室长L对流室采用每排8根炉管，dc（2）对流室宽=(8-0.5)×0.254+0.127+2×(0.025+0.04)=1.94m（3）烟气质量流速=假设Gg=2.6kg/m校核Gg：因为2<Gg<42.2.5当量冷平面辐射管冷平面A查文献图8-4[11]得，φ（1）辐射管当量冷平面=φ（2）遮蔽管当量冷平面A（3）总冷平面面积=349.1+8.53＝357.7炉膛总的面积538.8m2＝－538.8-357.7=181.7m2A2.2.6烟气的黑度α＝1.11，由文献[11]P56图8-6P由文献[12]P56表8-1得烟气平均辐射长度为L=1×D=6.03mPL=0.255×6.03=1.54atm·m查文献[11]P16图8-7，假定辐射室出口烟气温度Tg=7002.2.7总辐射交换因数根据Aw(φAcp)总2.2.8辐射室热平衡Q2.2.9求辐射室出口烟气温度油料进口温度t1=280t=管壁温度为=300+3602根据公式作吸收曲线。表5-4吸收曲线数据Tg，K873923973102310731123117331.4241.6453.3166.5981.6598.67117.83查烟焓图2.1得，700℃时，900℃时，900℃时，由PL=1.747(atm·m)得烟气黑度，700℃时，Q900℃时，QR连接A、B，与吸收曲线交点处温度Tg2.2.10辐射段热负荷（1）当Tg=806.85℃=1080K查烟焓图qQ占加热炉总热负荷Q（2）辐射管表面热强度qq（3）辐射室油品入口温度t辐射室出口处油品的总热焓量为：233875×983.7＝230.06×辐射室入口每千克油品的比焓(230.06×查得温度为290℃。（4）管壁平均温度TTc与380℃相近，不必重算。

2.6对流室的计算2.6.1对流室的热负荷Q2.6.2对流室主要尺寸2.6.2.1对流式下段传热计算（1）闪底油吸收热量：Q烟气出辐射段温度t1=826.85℃，其比焓为Hli=233kcal/kg，假设烟气出口温度为代入得：＝149.2kcal/kg，查烟焓图2.1得=545℃传热温差：烟气826.85℃545℃闪底油288℃280℃温差538.85℃265℃∆T烟气平均温度（2）管内膜传热系数管径di=4×2338753600×8×3.14×h*（3）对流段采用钉头管时外膜传热系数a表面传热系数==52.12kcal/(m2·h·℃)包括结垢热阻在内的表面传热系数b钉头效率钉头为12标准钉头，高0.025m，当ℎs＝55.12kcal/(m2c光管部分管外对流传热系数==25.12包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数=22.32kcal/(d钉头外膜传热系数光管的表面积：a钉头部分表面积：×(0.012×0.025×3.14+0.785×0.012=0.791钉头外的光管部分表面积：a=94.76（4）总传热系数Kkcal/(m对流管表面积、管排数LANc1对流管表面热强度q2.6.2.2对流室中段对流传热计算（1）传热温差及热负荷饱和水蒸汽吸收量：Q烟气进入该段温度=545℃，其焓值H=149.2kcal/kg，假设烟气出该段温度为，其比焓为，根据热平衡有(假设热损失为0.3%)。代入数据得，查烟焓图2.1得℃传热温差：烟气545℃461℃过热水蒸汽420℃180℃温差125℃281℃＝（281-125）/ln281125烟气平均温度（2）管内膜传热系数取管102×6，Scb＝==（0.102+1000/16×0.012×0.025×2）=0.1395假设Lc校核：3.35因为2<Gg<4管内介质质量流速GF==189.07kg/（=＝160.89kcal/（（3）对流段采用钉头管时外膜传热系数a表面传热系数==59.69kcal/(m2·h·℃)包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数kcal/(m2·h·℃)c钉头效率钉头为12标准钉头，钉头高0.025m。当ℎs＝59.69kcal/(m2c光管部分管外对流传热系数==29.27kcal/(包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数=kcal/(m2d外膜传热系数光管表面积：a钉头部分表面积：a光管部分表面积：a=107.16kcal/（m（4）总传热系数K=64.32kcal/(（5）对流管表面积、管排数44.74m=4.26(排)，取5排对流管表面热强度=44168.62.6.2.3对流室上段对流传热计算（1）传热温差及热负荷冷原油吸热:Qc3=11.7×106kJ/h。进口温度120℃，出口温度180℃，烟气进入该段温度t3i=代入得＝50.63kcal/kg，查烟焓图2.1得=205℃传热温差：烟气461℃205℃冷原油180℃120℃温差281℃85℃T=(281-85)/ln28185烟气平均温度Tg=(461-205)/（2）管内膜传热系数选用102×6标准钉头管，Sc=(8-0.5)×0.204+0.102+2(0.025+0.04)=1.762m=(0.102+1000/16×0.012×0.025×2)=0.1395L取L=3.25kg/因为2<<4，故Lc，b管内介质质量流速==1365.2kg/(m=782.35kcal/(（3）对流段采用钉头管时外膜传热系数a表面传热系数=＝50.92kcal/(包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数kcal/(mb钉头效率钉头为12标准钉头，钉头高0.025m，当hs＝50.92kcal/(m2·h·℃)时，查文献[11]c光管部分管外对流传热系数kcal/(m包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数kcal/(md外膜传热系数光管的表面积：a钉头部分表面积：=0.660光管部分表面积：0.32-0.785×0.012=93.87（4）总传热系数Kkcal/(m（5）对流管表面积及管排数ANc1（6）对流管表面热强度q2.6.3对流室高度对流室设置1排遮蔽管（127×8）总排数N=Hc炉管总数＝7×8+5×8+16×8+1×8＝232

2.7炉管内的压降2.7.1确定汽化段的当量长度假设Pe=0.6MPa，做Pe图2.30.6MPa闪底油平衡汽化曲线油品在出炉温度下的混相比：H开始汽化时（340℃）油料液相比焓H辐射管入口处（308℃）油料液相比焓Hi辐射管当量长度：由表10.1[7]取φ=60，则：==437.18m汽化段当量长度=2.7.2汽化段中气、液两相的混合密度平均温度T平均压力P取MV=210kg/kmol液相密度：ρ平均气化率：e=故ρ2.7.3汽化段中气、液两相的混合流速W2.7.4汽化段的压力降＝0.01838Δ2.7.5汽化点处的压力Pe=0.207+0.422=0.6292.7.6加热段的压降(1)查原油P-T-e相图当汽化段压力P