【《榆林常压柴油加氢裂化工艺的管式加热炉设计计算过程案例》3600字】

榆林常压柴油加氢裂化工艺的管式加热炉设计计算过程案例目录TOC\o"1-3"\h\u4173榆林常压柴油加氢裂化工艺的管式加热炉设计计算过程案例 1182361.1燃料性质 1301091.2被加热介质性质 1185251.3加热炉热负荷的计算 2287091.4燃烧过程计算 2111731.5辐射段计算 5265721.7烟气黑度[3] 84561烟气黑度是反应烟尘黑度（浓度）的一项指标（六级） 8146011.8图解法求辐射室出口烟气温度[3] 8208601.9校核 992161.10对流段计算 10179971.11炉管压力降的计算 1324401.12烟囱的设计计算 141.1燃料性质1.2被加热介质性质加热介质：榆林常压馏分柴油、混合氢（新氢、循环氢）。入炉温度t1：230℃出炉温度t2：305℃出炉压力P2：11.2MPa1.3加热炉热负荷的计算观察P-T-e图可知，原料油在反应器的高温低压条件下都未汽化，则在加热炉的低温高压条件下更不可能汽化，原料油在加热炉中未汽化，即原料汽化率为零(ev=0%)，Q＝m1(I2-I1)+m2(H2-H1)将经过换热的原料油和经过换热的气体的进行炉前混合混合，再通入加热炉进行加热至预定的温度，即反应器的入炉温度，即反应器中催化剂的起活温度。1.1.1各物质焓值的确定柴油a：t1=230℃；I1=527.98kJ/kgb：t2=355℃；I2=980.64kJ/kgc：混合氢焓值(230℃至355℃)则，Q=214285.71×(980.64-527.98)+20001.57×981.075=11663579kJ/h=32.41MW1.4燃烧过程计算1.4.1燃料气的低发热值本课题所涉及加氢裂化的反应温度均在300~400度左右，在此反应装置中燃料气充分燃烧所产生的产物中的水均以水蒸气形式存在，故在计算中均用燃料气的低发热值计算，若用高发热值则会造成加热量不够充足，使得催化剂难以达到起活温度，使得加氢裂化反应不能充分进行。气体燃料的发热值常用情况下以一标准立方米（指273K，1.013×105Pa）燃料完全燃烧时所放出的热量来表示，单位为kJ/Nm3。燃料的低发热值：式1.4.2理论空气用量与空气过剩系数加热炉气体的通入量决定了加热炉内的燃料气是否被充分燃烧，通入气体过剩则燃料燃烧充分，放出大量的热，但与此同时过量的气体也会带走部分热量造成加热炉整体热效率不高。如通入的空气的量不能够使得燃料气充分燃烧，则会使加热炉整体热效率也会降低。因此需要一个合适的空气通入量，具体多少以空气过剩系数进行衡量。使加热炉的供热量最大化，损耗最小化，即加热炉热效率最大。要使得燃料气燃烧充分，则需要通入比理论空气量稍多的空气量，气体燃料与空气容易混合，容易发生氧化还原反应放热，因此可以将过剩空气系数设的相对小一点，参考同类加热炉的运行参数，及热效率的大小，可将过剩空气的值取为α=1.1。1.4.3烟气组成计算以1kg燃料气为基准进行计算，我们可以将1kg燃料气充分燃烧所产生的各物质的质量求出。汇总燃料气各组分的生成物的量，即可求得所需空气的量和燃料气的量，并对烟气组成进行计算。表3-31kg燃料气各物质的含量与生成的H2O和CO2的量（1）当α=1.1时，在充分燃烧的前提下，燃烧1kg燃料所需的空气的量为：易知空气的密度为：1.293kg/m3，故燃烧1kg燃料所需空气的质量为14.31kg。（2）当α=1.1时，根据图表集1.4.3-4，可以计算出1kg燃料燃烧所得烟气的组成，现将结果列于表。烟气中的组成一部分是可燃物质与空气充分反应放热后的产物；另一部分是空气中及燃料气中不参与反应的组分或过量的部分。表3-41kg燃料燃烧所得烟气的组成列表1.4.4烟气焓值焓图的确定[6]烟气各组分及焓值：表3-5气体焓值(kcal/kg)列表以1kg燃料为基准对烟气焓值基础数据进行查询及进行相关计算。表3-6烟气焓值kJ/kg1.4.5烟气温焓图由q/QL与温度T做烟气温焓图如下：图3-1烟气温焓图1.4.6热效率管式加热炉热效率是指有效热量对供给热量的质量分数。烟气温度tg比原料入炉温度高100℃，则：tg=230+100=330℃η=1-(q1+q2+q3+qL)/QLη=1-q1/QL-qL/QL=1-11.8%-2%=84.2%1.4.7燃料用量1.4.8烟道气流量Wg=(αL0+1)×BWg=(11.31+1)×3557.69=54468.23kg/h1.5辐射段计算1.5.1辐射段热负荷取辐射室的热负荷为全炉热负荷的75%，则辐射室所提供热量占据加热炉所提供热量的大多数，对该加热炉辐射段具体提供的热量为:Q=Q×0.75=46445851.71×0.75=34834388.78kJ/h=9676.22kW1.5.2辐射段平均管外壁温度计算=t2-(t2-t1)×(0.7～0.8)=355-(355-230)×0.75=261.25℃tw=(261.25+355)/2+50=358.125℃1.5.3辐射管表面积、管径及管心距[5]（1）辐射管表面积热强度单位时间内单位炉管表面积所传递的热量，如果要确定辐射管表面积，必须首先选择一个合适的辐射管热强度。在面积相同的条件下，辐射热强度越高生产能力强。炉管表面积越小，加热炉的基建投资费用越低。根据行业内同类设备工艺参数，依据行业经验取=32kW/m2，则可知其换热面积的大小，并依据此参数求取管径等设计参数。（2）管径di=VF=(214285.714+20001.57)kg/h=234289.28kg/h=265.36m3/h管内介质流速为2.2m/s，管程数N=8，则所需的炉管内径：di===0.103m国产炉管规格可选定114×6Sc=（1.9~2.2）×dcSc=2×0.114=0.228m1.5.4炉管长度、炉管数及炉膛尺寸[5]（1）高径比炉管数的计算与炉管表面热强度、炉管长度、炉管直径等设计参数均相关，取L/D´=2，在既增强换热的同时，又对炉管的材质要求在可控范围内。另外还需考虑沿管长方向的受热的均匀性。（2）辐射管直段长度L===16.83m∴D´=L/2=8.42m；Lef取17m（3）炉管数的确定：nn=8×16=128根，管程数N=8（4）炉膛直径D=+3dD=+3d=9+3×0.114=9.34m（5）炉膛高度H=Lef+1=18m1.6对流室主要尺寸[5]对流室拟选114×6钉头管，对流室每排为nw=8根炉管，采用三角形排（1）外形尺寸LR=D´-(0.4～0.6)=9-0.6=8.4m（2）有效长度Lc=LR-2(0.2+h1+h2)取h1=0.7m，h2=0.4mLc=8.4-2×(0.2+0.7+0.4)=5.8m（3）净宽b=(n+0.5)Sc+d+2[l+(0.03～0.05)]=(8+0.5)×2×0.114+0.114+2×(0.025+0.03)=2.162m（4）流速G=a=(d+L=0.912m2∴G=（5）辐射管当量冷平面Acp=nLefSi=128×17×0.228=496.128m2单排管接受一面辐射一面反射，平均角系数φ=0.84=nwLcSi=8×5.8×0.228=10.58m2遮蔽管是指在辐射段烟气出口处的一排管子，当热射线通过遮蔽管后全部被其后排布的管子吸收掉。而其他在辐射式的炉管在透过管子时被炉壁进行反射，因此取遮蔽管的=1。并计算其总当量冷平面：=0.84×496.128+10.58×1=427.33m2（6）炉膛总面积：=1.14×9.34×18+（7）有效反射面面积：=596.38-427.33=169.05m2比值=1.7烟气黑度[3]烟气黑度是反应烟尘黑度（浓度）的一项指标（六级）已知过剩空气系数α=1.10烟气平均辐射长度为：L=D=9.34m假设辐射室出口烟气温度Tg=873K=600℃则烟气的黑度再由=0.40总辐射交换因数F=0.633tg=600℃时，=0.260，=0.03=518375.54kJ/h·m2=102.23kW/m2仅是出辐射室时烟气带走的热量的qg函数，通过关联辐射室的热平衡方程和管壁温度的传热速率方程。1.8图解法求辐射室出口烟气温度[3]原料t1=230℃，t2=355℃，t´=261.25℃，tw=358.125℃=631.275K表3-7关系图Tg´=1173K=900℃，PL=1.66，，=0.405，=0.40F=0.64故=80.456kW/m2kW/m2kW/m2图3-2图解法求辐射室烟气出口温度由图可知辐射室烟气出口温度Tg=1080K1.9校核（1）辐射室热负荷Q´R由Tg=806.85℃，PL=2.45，ε=0.642，F=0.642∴Q´R=122.87×427.33×0.642=26211.21kW（2）表面热强度（3）油品入辐射室温度由前面知=261.25℃；油品出辐射室温度为355℃。261.25℃→355℃：ΔH油=146.21kJ/kgQ油=214285.714×146.21=31330714.24kJ/h261.25℃→355℃：故油品入辐射室=261.25℃，与假设误差在允许范围内，不必重新计算。1.10对流段计算1.10.1热负荷kJ/h=1.451MW1.10.2Δt烟气：906.85℃→330℃油品：249℃←230℃＝296.13油品：℃=536.22K烟气：℃=832.35K管壁：+50=311.07℃=586.22K对流室主要尺寸：净宽b=2.162m；有效长度Lc=5.8m；每排16根114×6的裂化用钢管子，除遮蔽管用光管外，其余各排都采用钉头管，管心距取Sc=2.0dc，选标准钉头管，钉头直径ds=12mm，每周钉头数12个，钉头纵向间距16mm，钉头高l=25mm。则：每根钉头管所占的流通面积为：最窄截面处烟气质量流速：G＝2.89kg/(m·s)1.10.3传热系数计算[3]（1）管外综合传热系数h0a：钉头管给热系数，流通面积：5.8×2.162-0.945×8=4.98m2传热周边：(0.025×2×+1-)×2×8×5.8=203m2de=4×4.98/98=0.20mW/(m2·K)b：钉头效率X===14.89c：烟气的辐射系数hor：对流室采用正三角排列，管心距Sc，排心距Sb=0.866Sc=0.886×0.228=0.197m平均辐射长度：=(1.87×1.728-4.1)×0.114=0.3273mL=0.3273m，=0.144。取=18.85W/m2·Kd:炉墙辐射系数howe：炉墙辐射校正系数fAw=2×0.228×0.866=0.395m2/mAt=1.14×0.114×8=2.864m2/mAf=1.14×0.012×0.025×12÷0.016×8=5.655m2/m管外综合传热系数为：取管外结垢热阻，管外综合传热系数为：（2）管内油品的对流给热系数；得（3）对流管的总传热系数Kc以管子外表面积为基准的钉头管总传热系数为：=81.20W/m2·K（4）对流管总表面积及管排数m2，=24排实际对流管总表面积为：=1.14×0.114×5.8×8×24=398.62m2对流管n=24×8=192根对流室h=2×0.114×0.866×(24+1)=4.94m（5）对流管表面热强度W/m21.11炉管压力降的计算1.11.1对流段炉管压降对流室内平均温度239.5℃下=27.14kg/m3=8.01×10-5kg/m·s=37.43m/s∴取=30=422.22mPa=1.35MPa1.11.2辐射段炉管压力降油品入辐射室温度为261.25℃，出炉温度为355℃，则辐射室内平均温度为302℃。ρm=120.90kg/m3；μm=6.86×10-5kg/m·s；um=15.27m/s；取=30=478.86mPa=1.27MPa1.11.3炉子总压降P总=1.35+1.27=2.62MPa1.12烟囱的设计计算1.12.1烟囱直径DS===1.99m1.12.2抽力大小的计算[3]（1）抽力大小H=18m，Hc=4.94m，烟气出口温度为1180K，对流室烟气的平均温度为：Tf=832.35K，烟囱内烟气的平均温度为：Tm=605.15-50=551.15K，取大气温度为：Ta=33+271.15=306.15K(-)×4.94=1.611mmH2O=36.11Pa（2）烟囱所产生的抽力大小=354(-故总抽力：（mmH2O）1.12.3总压力降计算（1）==0.183烟气在对流室入口的密度：==0.3kg/m3烟气在对流室入口的流速：u1===1.54m/s==0.430××0.341=0.094mmH2O=0.94Pa（2）烟气通过对流室的压力降bc×Lc=2.162×5.8=12.528m2nw×Lc×d=8×5.8×0.114=5.29m2LCnw=×5.8×8=1.74m212.528-5.29-1.74=5.498m2ASO=[bc-(d+2b)×nw]×Lc=[2.162-(0.114+2×0.025)×8]×5.8=4.93m2(-ASO)1.8=(-4.93)1.8=()0.