【《澳大利亚库帕原油管式加热炉的工艺设计分析案例》4000字】

共页第28页澳大利亚库帕原油管式加热炉的工艺设计分析案例目录TOC\o"1-3"\h\u32215澳大利亚库帕原油管式加热炉的工艺设计分析案例 189391.1基础数据 2203611.2加热炉热负荷 2261251.3燃烧过程计算 3157661.3.1燃烧低发热值 3218051.3.2燃烧所需的理论空气量 396061.3.3过剩空气系数 3230561.3.4烟气组成 3191691.3.5求烟焓值并作图 439891.4全炉热平衡 5298781.4.1供给热量 53961.4.2支出热量 5257411.4.3炉效率 693301.4.4燃料用量 6229691.4.5火嘴个数 630541.4.6烟道气流量 6113631.5辐射段计算 6241201.5.1辐射室的热负荷 696711.5.2辐射管管壁的平均温度 6132801.5.3辐射管加热表面积、管径及管程数的确定 6101031.5.4辐射段炉膛尺寸 7200971.5.5对流室主要尺寸 74181.5.6当量冷平面面积 898371.5.7有效反射面积与当量冷平面之比值 863251.5.8烟气的黑度 836671.5.9总辐射交换因数 8155611.5.10辐射室热平衡 9259581.5.11求辐射室出口烟气温度 9270691.5.12校核 1074071.6对流室的计算 11105011.1.1对流室主要尺寸 1156171.1.2对流室高度 17201.1.3全炉热效率 17168111.7炉管内的压力降 1712331.7.1确定汽化段的当量长度 17194031.7.2汽化段中气、液两相的混合密度 1833391.7.3汽化段中气、液两相的混合流速 18287851.7.4汽化段的压力降 18214411.7.5加热段的压力降 20144531.8烟囱的设计计算 21309441.8.1烟囱的直径 21237451.8.2烟囱和对流室产生的抽力 21121961.8.3总压力降 22126911.8.4烟囱的最低高度 2565091.9加热炉计算结果汇总 251.1基础数据1.2加热炉热负荷（1）冷原油d420=0.7849g/cm3，t1=110℃,查焓图[3]，H1=65.0同理，t2=190℃，H2=113.0kcal/kg则：冷原油热负荷Q3=G3（H2-H1）=78125×（113.0-65.0）=3.75×106kcal/h=15.70×106kJ/h（2）过热水蒸汽热负荷t1=180℃，1.0MPa下，水蒸汽的焓值H1t2=420℃，0.3MPa下，水蒸汽的焓值H2则水蒸汽的热负荷Q2=G2H2-（3）初底油进料的热负荷t1=160℃，d420=0.8156g/cm3，查焓图[3]，同理，t2=340℃，H2L=219kcal/kg，则初底油的热负荷Q=250000×[0.7297×263+（1-0.7297）×219-94]=39.28×106kcal/h=11.44×107kJ/h（4）加热炉总热负荷Q=Q1+Q2+Q1.3燃烧过程计算1.3.1燃烧低发热值加热燃料取澳大利亚库帕原油减压渣油，其组成如下：C%=85.17，H%=13.60，S%=0.85，N%=0.38QL=[81C+246H+26(S-O)-6W]×4.187=[81×85.17+246×13.60+26×(0.85-0)]×4.1868=42983.66kJ/kg1.3.2燃烧所需的理论空气量L=0.116C+0.348H+0.0435(S-O)kg空气/kg燃料=0.116×85.17+0.348×13.60+0.0435×(0.85-0)=14.65kg空气/kg燃料1.3.3过剩空气系数取过剩空气系数α=1.20，取空气密度为1.293kg/m3则：L0=L=1.20×14.65=17.58kg空气/kg燃料1.3.4烟气组成（1）烟气含量=0.8517×1000/12=70.98mol=0.0085×1000/32=0.27mol=0.768L0=0.768×1.20×17.58×1000/29=558.68mol=0.1360×1000/2=68.00mol=0.21×(1.20-1)×17.58×1000/32=23.07molN总＝70.98+0.27+558.68+68.00+23.07=721.0mol（2）各个组分占烟气的体积分率XCO2XSOXNXHXO（3）每千克燃料产生烟气质量：mg=Nco2×44+Nso2×64+NN=（70.98×44+0.27×64+558.68×28+68.00×18+23.07×32）/1000=20.75kg烟气/kg燃料1.3.5求烟焓值并作图查LY-100[5]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1.1烟气焓值图1.4全炉热平衡Qin=Qout，供给热量与支出热量相等1.4.1供给热量（1）燃料气的低发热值Ql=42983.66kJ/kg=10261.47kcal/kg（2）燃料气带入炉内的显热Qf=Cftf，取燃料入炉温度为120℃其中，Cf=0.415+0.0006tf（取tf=120℃）则Qf=（0.415+0.0006×120）×120=58.44kcal/kg（3）空气带入炉内的显热Qa取空气入炉温度为100℃，查LY-100-表3[5]得Ia=24.00kcal/kgQa=αL0Ia=1.20×17.58×24.00=501.30kcal/kg（4）QS=ISWS=663.8×0.5=331.9kcal/kg入炉的热量Qin=10261.47+58.44+501.30+331.9=11163.11kcal/kg1.4.2支出热量（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100℃，则ts=110+100=210℃=483.15K由烟焓图，q=56kcal/kg则Q1=56×20.75=1162.0kcal/kg（2）取全塔热损失为3%，炉膛散热损失量为：Q（3）有效利用热量Qe=Qin－Q1－Q2=11163.11-1162.0-334.89=9661.22kcal/kg1.4.3炉效率η=1-Q1.4.4燃料用量B=Q1.4.5火嘴个数1.4.6烟道气流量取WS=0.5Wg=B(1+WS+L0)=4512.62×（1+0.5+17.58）=86100.79kg/h=23.92kg/s1.5辐射段计算1.5.1辐射室的热负荷加热炉总热负荷Q=1.83×108kJ/h，现取全炉热负荷的80%为辐射室热负荷QR=0.80Q=0.80×1.83×108kJ/h=1.46×108kJ/h=40555.56kW=40.56MW1.5.2辐射管管壁的平均温度查工艺设计P10[4]τ=τ2=（196+340）/2+50=318℃1.5.3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经验值选用辐射管表面热强度qR=48.84kW/m2，则辐射管的表面积为：AR=QR/qR=40555.56/48.84=830.38m2（2）确定管径及管程数参照管式加热炉部分[4]，取冷油流速u=1.52m/s，取管程数N=4则辐射管内径为：di查173页附录一附表1-1[6]，选152×8炉管，管心距为Sc1.5.4辐射段炉膛尺寸（1）高径比参照P58表4-3[6]取Lef/D=1.9（2）辐射管直管长度及炉膛直径Lef=1查附录一[6]，选取长度Lef=18m的加热炉管。（3）炉管数：n=ARtπd取辐射管数n=98根，4管程。（4）炉膛直径和炉膛高度1.5.5对流室主要尺寸（1）对流室长Lk（2）对流室宽=（8-0.5）×0.304+0.152+2×（0.025+0.03）=2.54m（3）烟气质量流速Gaf=（dc+1dp'GL故Gg=3.21kg/m2由2<<4，所以Lc，b合理。1.5.6当量冷平面面积1.5.7有效反射面积与当量冷平面之比值1.5.8烟气的黑度圆筒炉的过剩空气系数α=1.20，查管式加热炉工艺计算P16图6[4]得：P=PCO2+由工艺计算P17表9[4]知：烟气平均辐射长度为L=1×D=1×9.94=9.94mPL=0.242×9.94=2.41atm·m查工艺计算P15图7[4]，假设辐射室出口烟气温度Tg=700℃=973K烟气的黑度为ε1.5.9总辐射交换因数根据AwφAcp总=0.524及＝0.67，查工艺计算图81.5.10辐射室热平衡QQn=BQin，由工艺设计图4代入数据得：Q=1.5.11求辐射室出口烟气温度管壁温为tw=318℃=591K根据Q作吸收曲线，假设不同的Tg，计算后列表：表1.4吸收曲线数据第一次试算A点：当T=973K时，由PL=2.41atm·m，查图7[4]，则烟气的黑度为εg＝0.67，查图8[4]得F=0.69，查《常用石油化工单元设计》P62图4[5]得：可得到第一个试算结果：=第二次试算B点：当T=1173K时，由PL=2.41atm·m，查图7[19]，则烟气的黑度为εg＝0.63，查图8[19]得F=0.66，查图4[19]得：可得到第二个试算结果：Q=连接A、B两点，与吸收速率曲线曲线相交于温度为1065K即所求温度Tg=1065K=792℃。图1.2作图法求烟气出口温度1.5.12校核1.6对流室的计算1.1.1对流室主要尺寸对流式下段（初底油）传热计算（1）初底油吸收热量：Qc1=Q－QR=（39.28-29.70）×106=9.58×106=40.11×106kJ/has=12/0.016×（0.012×0.025×π+0.785×0.0122选用钉头直径12mm，钉头高25mm的标准钉头管。每米管长钉头外的光管部分表面面积：ab=0.478-0.785×0.0122×12/0.016＝0.393m2hso=hs*Ωsa（4）总传热系数Kc1Kc1=hso/（hso+）=88.47×647.61/（88.47+647.61）=77.84kcal/（m2·h·℃）（5）对流管表面积及管排数Ac1=Qc1/（Kc1ΔT）=9.58×106/（77.84×401.38）=302.85m2Nc1=Ac1/nwLcdcπ=302.85/（8×7.28×0.152×π）=10.89（排），取11排（6）对流管表面热强度qc1=Qc1/Ac1=9.58×106/302.85=31632.82kcal/m2h=31.79kW/m2对流室中段（饱和水蒸汽）对流传热计算12/0.016×（0.012×0.025×π+0.785×0.0122）=0.791m2每米管长钉头外的光管部分表面面积：0.478-0.785×0.0122×12/0.016＝0.393m2hso=hs*Ωsas（4）总传热系数Kc2Kc2=hso/（hso+）=81.70×265.95/（81.70+265.95）=62.50kcal/（m2·h·℃）（5）对流管表面积及管排数Ac2=Qc2/（Kc2ΔT）=0.59×106/（62.50×45.03）=209.64m2Nc2=Ac2/nwLcdcπ=209.64/（8×7.28×0.152×π）=7.54（排），取8排（6）对流管表面热强度：qc2=Qc2/Ac2=0.59×106/209.64=11783.12kcal/m2h=13.70kW/m2对流室上段（冷原油）对流传热计算平衡有（假设热损失为0.3％）Qc3＝Wg（H3i-H30）（1-0.3％），代入数值解得I30＝63.85kcal/kg，查烟焓图得T2i=240℃hoc*=1/（1/hoc+0.005）=1/（1/21.56+0.005）=19.46kcal/（m2·h·℃）d.钉头外膜传热系数每米管长光管的表面面积：=0.152×π=0.478m2（4）总传热系数Kc3Kc3=hso/（hso+）=77.09×851.27/（77.09+851.27）=70.69kcal/（m2·h·℃）（5）对流管表面积及管排数Ac3=Qc3/（Kc3ΔT）=3.75×106/（70.69×163.36）=324.73m2Nc3=Ac3/nwLcdcπ=324.73/（8×7.28×0.152×π）=11.68（排），取12排（6）对流管表面热强度：qc3=Qc3/Ac3=3.75×106/324.73=11548.06kcal/m2h=13.43kW/m21.1.2对流室高度1.1.3全炉热效率查烟焓图，在烟气出口温度为240℃qg=63.85kcal/kgQg=63.85×20.75=1324.89kcal/kg假设全炉热损失为3%，则：η=1.7炉管内的压力降1.7.1确定汽化段的当量长度假设Pe=0.3MPa，查初底油的p-T-e图得汽化点温度为235℃，其液相比焓为Ie=142.5kcal/kg。查油品热焓图得：初底油在出炉处温度为331.4℃，汽化率e=72.13%（质量分数），炉出口处气液两相混合焓I0=0.7213×260.0+（1-0.7213）×217.0=248.02kcal/kg辐射管入口处（196℃）油料液相比焓Ii=104.0kcal/kg辐射管的当量长度：查表10-1[4]取φ=60，则：Le=nLefN+（n=98×18/4+（98/4-1）×60×0.136=632.76m汽化段当量长度：Le′=I0-=（248.02-142.5）/（248.02-104.0）×632.76=463.61m1.7.2汽化段中气、液两相的混合密度1.7.3汽化段中气、液两相的混合流速W1.7.4汽化段的压力降摩擦系数：λ=0.01355+0.001235+0.01=0.01355+（0.001235+0.01×0.136）/（0.136×31.860.5）=0.01669汽化点处压力降：Δpe=λ汽化点处压力为：Pe=1.25+0.208=1.458MPa，与假定Pe＝0.3MPa不符合，需再计算一次。重复计算（1）假设Pe＝0.5MPa，则汽化点温度t=250℃，炉出口处气液两相混合焓I0=0.7213×260.0+（1-0.7213）×217.0=248.02kcal/kg开始汽化时（250℃）的液相比焓为Ie=153kcal/kg辐射管入口温度（196℃）的液相比焓为Ii=104.0kcal/kg，则汽化段当量长度为查表10-1[4]取φ=60，则：Le=nLefN+（n=98×18/4+（98/4-1）×60×0.136=632.76m汽化段当量长度：Le′=I0-=（248.02-153）/（248.02-104.0）×632.76=417.48m（2）汽化段中气、液两相的混合密度（3）汽化段中气、液两相的混合流速W（4）汽化段的压力降摩擦系数：λ=0.01355+0.001235+0.01=0.01355+（0.001235+0.01×0.136）/（0.136×27.140.5）=0.01721汽化点处压力降：Δpe=λ（5）汽化点处的压力汽化点处压力为：Pe=0.857+0.208=1.065MPa，与假定Pe＝0.5MPa不符合。则需用作图法求解汽化段的压力令第一次计算结果比值为A点，P令第二次计算结果比值为B点，P故汽化段的压力降：∆图6-3加热炉炉管压降图1.7.5加热段的压力降（4）液相密度：0.