【《长庆220万吨年原油常压蒸馏加工管式加热炉的工艺设计计算案例》6000字】

长庆220万吨年原油常压蒸馏加工管式加热炉的工艺设计计算案例目录TOC\o"1-3"\h\u22928长庆220万吨年原油常压蒸馏加工管式加热炉的工艺设计计算案例 114821.1概述 3259281.2基础数据 38903（1）原料油 39982（2）过热汽提蒸汽 328079（3）闪底油 3172281.3加热炉总热负荷 36741（1）原料油热负荷 320174（2）过热汽提蒸汽热负荷 3279（3）闪底油（25%）进料的热负荷 4178751.4燃烧过程计算 4176101.4.1燃烧低发热值 41501.4.2燃烧所需的理论空气量 46531.4.4烟气组成 5323211.4.5求烟焓值并作图 6249031.5全炉热平衡 6258561.5.1供给热量 715111.5.2支出热量 7183471.5.3炉效率 8232691.5.4燃料用量 814941.5.5火嘴个数 8196081.5.6烟道气流量 83251.6辐射段计算 8269641.1.1辐射室的热负荷 8317641.1.2辐射管管壁的平均温度 829351.1.3辐射管加热表面积、管径及管程数的确定 9197371.1.4辐射段炉膛尺寸 994111.1.5对流室主要尺寸 10174741.1.6当量冷平面面积 10158101.1.7有效反射面积与当量冷平面之比值 1199831.1.8烟气的黑度 1143521.1.9总辐射交换因数 11115201.1.10辐射室热平衡 11105941.1.11求辐射室出口烟气温度 11265691.1.12校核 13255691.7对流室的计算 1450911.7.1对流室主要尺寸 14308321.7.2对流室高度 1922381.7.3全炉热效率 1927861.8炉管内的压力降 19257271.8.1确定汽化段的当量长度 1930651.8.2汽化段中气、液两相的混合密度 20151781.8.3汽化段中气、液两相的混合流速 20133271.8.4汽化段的压力降 2035251.8.5加热段的压力降 20276461.9烟囱的设计计算 22104831.9.1烟囱的直径 22241011.9.2烟囱和对流室产生的抽力 22249761.9.3总压力降 22309111.9.4烟囱的最低高度 251.1概述管式加热炉是一种石油工业中用于火焰直接地加热炉中油、气、水等介质的一种专用装置,它是利用燃料在整个炉膛中燃烧过程中所产生的高温火焰与烟气相互作用而成的热源,将燃料放入炉管中高速地流动的介质,使其能够达到各种工艺所需的温度。1.2基础数据（1）原料油G3=55557kg/h（原料油的20%）=0.8581t1=119℃（in），t2＝199℃（out）（2）过热汽提蒸汽G2=5843kg/h，t1=179℃（进），t2=419℃（out）P1＝1.0MPa(in）P2=0.3MPa（out）（3）闪底油G1=219121kg/h，=0.8386t1=279℃（in），t2=359℃（out）e=54.33%（体积计算分数）=55.61%（质量计算分数）1.3加热炉总热负荷对介质热负荷的计算：（1）原料油热负荷，t1=119℃,查热焓图3-14[1]得，同理，t2=199℃，H2=115.0kcal/kg则：原料油热负荷（2）过热汽提蒸汽热负荷t1=179℃，1.0MPa，查汽热焓图得=664.1kcal/kg，t2=419℃，0.3MPa，查汽提蒸汽热焓图得=791.2kcal/kg则水蒸汽的热负荷（3）闪底油（25%）进料的热负荷t1=280℃，=0.8386g/cm3，查焓图3-14[1]，=158kcal/kg同理，t2=360℃，=214kcal/kg，=256kcal/kg则闪底油的热负荷（4）加热炉总热负荷1.4燃烧过程计算1.4.1燃烧低发热值原料：催化干气，相对密度：1.159kg/m3表1.1催化干气组成组成H2SCO2H2N2+O2CH4C2H4+C2H6C3H8C3H6C4H10C4H8v%0.581.621.6127.3221.4321.110.534.710.610.82m%0.7011.520.5129.4211.3130.110.927.631.311.72组成H2SH2CH4C2H6C2H4C3H8C3H6C4H10C4H8QL,kcal/Nm336812945211953113521127111080109411093110757表1.2炼厂气的低发热值所以燃料的低发热值1.4.2燃烧所需的理论空气量1.4.3过剩空气系数取过剩空气系数α=1.20,取空气密度为1.294kg/m3，燃料密度ρ0=1.160kg/Nm3则：1.4.4烟气组成（1）烟气含量（2）总烟气量燃烧产物中二氧化碳主要由烃类燃烧产生，而水主要由三部分组成，燃料气中的烃、氢气、硫化氢燃烧产生，所以燃烧产物的生成量为（3）各个组分占烟气的体积分率（4）燃料产物的密度（5）所燃烧产物的质量：1.4.5求烟焓值并作图查LY-100[21]表3得下表，常用气体热焓值，并作烟焓图5.1。表1.3烟气焓值图8.1烟气焓值图1.5全炉热平衡供给热量与支出热量相等，即1.5.1供给热量提供的热量Qin包含了燃料气的低发热量、催化干气和空气带入炉内的显热。即（1）燃料气的低发热值燃料气（2）燃料气带入炉内的显热，式中Cf—燃料气比热，kcal/kg℃；tf—燃料入炉温度，℃（取燃料入炉温度为120℃）其中，（取tf=100℃）则（3）空气带入炉内的显热Qa取空气入炉温度25℃，则查LY-100-表3[21]得Ia=49.95kcal/Nm3空气（4）入炉的热量1.5.2支出热量支出的热量主要包括被加热介质的有效使用能力,烟气所带出的热量,炉壁散热时所损失的能力等等，即（1）烟气带出的热量假设烟气出对流室温度比最低进料温度高91℃，则图4-4得：则（2）取全塔热损失为3.2%，炉膛散热损失量为：（3）有效利用热量1.5.3炉效率1.5.4燃料用量1.5.5火嘴个数假定的燃料总额规模的喷气容量能力比实际使用的燃料容量大30%,所选的标准型火嘴数量约为400kg/h，则需要的火嘴个数约为2485×1.3/400=8.08个，故取9个。1.5.6烟道气流量1.6辐射段计算1.1.1辐射室的热负荷已知全炉总热负荷=0.99×108kJ/h，现计算取得热辐射实验室总热电压负荷=80%1.1.2辐射管管壁的平均温度式中—辐射管管壁平均温度，℃；—对流段内的油料进口的温度，℃；—辐射段油料出口温度，℃；—油料入辐射段温度，℃；1.1.3辐射管加热表面积、管径及管程数的确定（1）辐射管加热表面积根据实际经验数值选择辐射管的表面热强度qR=34.87kw/m2,则其中辐射管在空气中的表面积分别为：（2）确定管径及管程数参照管式加热炉部分[19]，取冷油流速u=1.21m/s，取管程数N=8则辐射管内径为：式中di—炉管内径，m；u—初底油质量流率，m/s；N—管程数；ρ—初底油密度，kg/m3。查附录二附表2-1[19]，选89×6炉管（光管），管心距为1.1.4辐射段炉膛尺寸（1）高径比（辐射炉管直段长度Lef与节圆直径D之比）参照表]取Lef/D=1.51（2）辐射管直管长度及炉膛直径查附录二[19]，选取长度Lef=15m的加热炉管。（3）炉管数：取辐射管数为n=150根，8管程。（4）炉膛直径和炉膛高度实际节圆直径：炉膛直径：炉膛高度：1.1.5对流室主要尺寸（1）对流室长（2）对流室宽对流式温室中心炉壁长度采用89×8钉头管,其中优质钢铁板板管与中心炉壁间距长度为8,sc=2dc,每排8根优质钢铁作为板炉钉头管,采用一个纵向三角形方式排列。（3）烟气质量流速为了方便确定最小对流排气室的管道长度,可以通过选取需要烟气在最小对流截面上时所处的烟气质量为其流速=2.31kg/m2s则为所有式为其中的每根烟气钉头管所处的需要烟气占据的最大烟气流通半径面积,则有式中af—每根钉头管所占据的流通面积，m2；Wds—钉头直径，m；dp故Gg=2.3kg/m2∙s时，得Lc=4.74m取Lc=4.74m，则=0.5953m2校核：2.28kg/m2∙s，则由2<<4，Lc，b合理。1.1.6当量冷平面面积（1）辐射管冷平面：（2）有效吸收因数：Sc/dc=2.1，查图4-5（a）[19]得φ＝0.877（为单排单面管的有效吸收因数）a.辐射管当量冷平面：b.遮蔽管当量冷平面：（＝1）c.总当量冷平面面积：1.1.7有效反射面积与当量冷平面之比值炉膛总的面积：有效反射面积：有效反射面积与当量冷平面积之比值：1.1.8烟气的黑度圆筒炉的过剩空气系数α=1.1，查图4-6[19]得：由P69表4-7知：烟气平均辐射长度为查图4-7，假定辐射室出口烟气温度Tg=972K则烟气的黑度为εg=0.6141.1.9总辐射交换因数根据及＝0.614，查图4-8[19]得F=0.6471.1.10辐射室热平衡其中Qn=BQL，图4-4代入数据得：1.1.11求辐射室出口烟气温度首先估计管壁温度。已知对流段油料进口温度t1=281.1℃=554.6K，辐射段油料出口温度为t2=361.2℃=631.7K，则油料入辐射室温度为：管壁温度为根据公式作吸收曲线（见图1.2），假设不同的Tg，列表如下：表1.4吸收曲线数据Tg，K873.2923.1973.31023.21073.31123.41173.0，kW/m233.42144.07651.18969.92785.46797.1.978122.649第一次试算：当T=972.6K时，由PL=2.212atm·m，查图4-7[19]，则烟气的黑度为＝0.614，查图4-8[19]得F=0.647，查《常用石油化工单元设计》P62图4-4得：qgQ可得到第一个试算结果：由此得A点。第二次试算：当T=1072.8K时，由PL=2.212atm·m，查图4-7[19]，则烟气的黑度为＝0.623，查图4-8[19]得F=0.645,查图4-4[19]得：qgQ可得到第二个试算结果：由此得B点在图上连接A、B两点，与吸收速率曲线曲线相交，交点温度为1029.8K即所求温度Tg=1029.8K。图1.2作图法求烟气出口温度1.1.12校核（1）辐射段热负荷由T=1029.8K，查图4-4[19]得：占加热炉总热负荷的百分比：，（2）辐射管表面热强度（3）辐射室油品入口温度tw辐射室出口处油品的总热焓量为：辐射室入口每千克油品的比焓为：查油品热焓图得温度为tw=290℃（4）管壁平均温度，与假设378℃相近，不必重算。1.7对流室的计算1.7.1对流室主要尺寸对流式下段（闪底油）传热计算闪底油吸收热量：烟气出辐射段温度t1=1030K=757℃，其比焓为H1i=230kcal/kg，假设烟气出口温度为t1o，其比焓为H1o，根据热平衡有（假设热损失为0.3%）代入数据得，查烟焓图6-1得t1o=446℃烟气温度变化：闪底油温度变化：烟气、闪底油温差：461℃148℃烟气平均温度：（2）管内膜传热系数选用97.6×6标准钉头管，Sc=0.204，取=8，N=8，di=0.091m管内介质质量流速：（3）对流段采用钉头管时外膜传热系数a.钉头表面传热系数（钉头直径ds=12mm）代值计算可得：包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数b.钉头效率使用的标准钉头为12的钉头，钉头高0.025m，当时，查图15[20]得Ωs=0.92。c.钉头管光管部分管外对流传热系数其中包含了结垢热阻的传热系数hoc*d.钉头外膜传热系数每米管长光管的外表面积：每米管长钉头部分表面面积：(标准使用钉头管每根标准钉头管的长度应有直径12mm,钉头高25mm,37mm两种,按长度正方形45。排列,钉头的位置纵向和横间距16mm,对角线长32mm)。每米管长钉头外的光管部分表面面积：（4）总传热系数Kc1（5）对流管表面积及管排数排，取12排（6）不使用含有阳光遮蔽的直冲对流高压管,实际的对冲整流管按其总体积和表面积分别表示为：m2（7）对流管表面热强度kW/m2对流室中段（饱和水蒸汽）对流传热计算（1）传热温差及热负荷过热水蒸气的吸收量：烟气进入该段温度T2i=426℃，其焓值为H2i=114kcal/kg假设烟气出该段温度为T20，其比焓为H20，根据热平衡有（假设热损失为0.3％）Qc2＝Wg（H2i-H20）（1-0.3％）,代入数值解得H20＝109kcal/kg，查烟焓图得T20=396℃。烟气温度变化过热汽提蒸气温度变化烟气、过热汽提蒸汽温差6℃216℃烟气平均温度℃（2）管内膜传热系数选用89×10标准钉头管，Sc=0.178，取nw=10，N=1，di=0.09m假设=5.6m，代入得：Gg=2.25kg/m2.s，因为2<<4满足条件，Lc，b合理。管内介质质量流速：（3）对流段采用钉头管时外膜传热系数a.钉头表面传热系数代值计算可得：包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数b.钉头效率，所采用的钉头为12标准钉头，钉头高0.025m，当＝43.12kcal/（m2·h·℃）时，查图15[20]得Ωs=0.91。c.钉头管光管部分管外对流传热系数包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数d.钉头外膜传热系数每米管长光管的表面面积：=0.089π=0.790m2每米管长钉头部分表面面积：每米管长钉头外的光管部分表面面积：（4）总传热系数Kc2（5）对流管表面积及管排数排，取12排（6）不包括遮蔽管，实际对流管总表面积为：m2（7）对流管表面热强度：对流室上段（冷原油）对流传热计算（采用4管程）（1）传热温差及热负荷冷原油的吸收热量：Qc3=2.83×106kcal/h=11.86×106kJ/h=2.58×106W冷原油进口温度120℃，出口温度200℃，烟气进入该段温度T3i=396℃，其焓值为H3i=109kcal/kg烟气，假设烟气出该段温度为T30，其比焓为H30，根据热平衡有（假设热损失为0.3％）Qc3＝Wg（H3i-H30）（1-0.3％），代入数值解得I30＝70kcal/kg，查烟焓图得T2i=295℃烟气温度变化396℃295℃原油温度变化200℃120℃烟气、原油温差：196℃175℃℃烟气平均温度℃（2）管内膜传热系数选用89×6标准钉头管，Sc=0.178m，取nw=10，N=4，di=0.06m假设=5.6m，代入得：Gg=2.25kg/m2.s因为2<<4，满足条件Lc，b合理。管内介质的质量流动速度:（3）对流段采用钉头管时外膜传热系数a.钉头表面传热系数代如数据计算可得：包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数hs*b.钉头效率所采用的钉头为Φ12标准钉头，钉头高度为0.025m当hs＝41.04时，查图15[20]得Ωs=0.91。c.钉头管光管部分管外对流传热系数包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数d.钉头外膜传热系数每米管长光管的表面面积：=0.089×π=0.790m2每米管长钉头部分表面面积：每米管长钉头外的光管部分表面面积：（4）总传热系数Kc2（5）对流管表面积及管排数排，取14排（6）不包括遮蔽管，实际对流管总表面积为：m2（7）对流管表面热强度：1.7.2对流室高度对流室设置两排遮蔽管（97.6×10）总排数为排高度：对流室炉管总根数：根1.7.3全炉热效率已知当烟气出口温度为305℃时，假设全炉热损失为3%，则：1.8炉管内的压力降1.8.1确定汽化段的当量长度闪底油焦点温度、焦点压力：t0=384.6℃，P0=35.4atm假设pe=0.4MPa，查闪底油的p-T-e图得汽化点温度为345℃，其液相比焓为Ie=209kcal/kg=875.04kJ/kg。查油品热焓图得：闪底油在出炉处温度为350.5℃，汽化率e=53.26%（质量计算分数），气液两相混合焓I0=978.25kJ/kg辐射管入口处（296℃）油料液相比焓Ii=182.46kcal/kg=763.92kJ/kg辐射管的当量长度：查表10-1[11]取φ=60，则：m汽化段当量长度：m1.8.2汽化段中气、液两相的混合密度汽化段平均温度K汽化段平均压力MPa取MV=180kg/kmol，则：=11.09kg/m3汽化段平均条件下的液相密度g/cm3=707.5kg/m3汽化段平均气化率：汽化段的气液两相的混合密度为kg/m31.8.3汽化段中气、液两相的混合流速汽化段气液相混合流速：m/s1.8.4汽化段的压力降摩擦系数：汽化点处压力降：当汽化点处压力为时：MPa，与假设的Pe＝0.4MPa相符合。1.8.5加热段的压力降（1）汽化点温度当汽化段的压力为0.396×106Pa时，可以计算出汽化点的温度为345℃，该点的液相比焓值为=209kcal/kg。能够知道实际的汽化段当量长度：m（2）汽化点前炉管总当量长度辐射管加热段的当量长度：362.82-174.71=188.11m对流管（包括遮蔽管）的当量长度Lcon：m所以汽化点以前的总当量长度：m（3）汽化点以前炉管平均温度：（4）液气相密度，取MV=180kg/kmol：=14.65kg/m3g/cm3=712.0kg/m3kg/m3（5）汽化段管内的汽液相平均流动速度：m/s（6）加热段压力降摩擦系数：故汽化点以前炉管的压力降：炉管内的总的压力降：MPa所以炉管进入对流室时的压力为：MPa1.9烟囱的设计计算1.9.1烟囱的直径取烟气的质量流动速度Gg=3.5kg/（m2s），则：m1.9.2烟囱和对流室产生的抽力炉膛的高度为H=16m，对流室的高度为HL=7.01m，辐射室烟气的出口温度为1030对流室内的烟气的平均温度为：K烟囱内的烟气的平均温度：K取大气温度为K总的抽力为：1.9.3总压力降（1）烟气从辐射室到对流室的压力降对流室横截面面积与辐射室横截面面积之比为：由表11-1[22]查得ξ1=0.50烟气在对流室入口的密度：kg/m3烟气在对流室的流动速度：m/smmH2O（2）烟气流过对流室的压力降对流室三段管的径各不相同，所以要分开求三者的压力降。a.对流室下段的压力降对流室的横截面面积为：m2每一排的炉管横截面面积为：m2每一排的钉头横截面面积为：m2每一排的自由通道的面积为：m2钉头区域外部的流通面积为：m2钉头区域内部的流通面积为：m2两个钉头之间的间隔为：m两个临管钉头端之间的间隔为：m由式带入数据计算得：Ggo＝2.666kg/（m2s）当=576K，查图4-16[19]得烟气粘度：0.037mPas，Nc=15排，则mmH20b.对流室中段的压力降对流