【《柯克亚原油处理管式加热炉的工艺设计》4100字】

柯克亚原油处理管式加热炉的工艺设计目录TOC\o"1-3"\h\u26523柯克亚原油处理管式加热炉的工艺设计 184771.1原始数据 3142441.2加热炉总热负荷 314451.3燃烧过程计算 4273641.3.1燃烧低发热值 4249801.3.2燃烧所需的理论空气量 4229571.3.3过剩空气系数 4119271.3.4烟气组成 4296261.4全炉热平衡 6327461.4.1入炉温度 679871.4.2出炉温度 6233531.4.3炉效率 7269351.4.4燃料用量 725591.4.5火嘴个数 7216501.4.6烟道气流量 716711.5辐射段的计算 7128771.1.1辐射室的热负荷 7292321.1.2辐射管表面积、管径、及管心距 8295211.1.3炉管长度、炉管数及炉膛尺寸 8277191.1.4对流室主要尺寸 890331.1.5当量冷平面面积 950591.1.6有效反射面面积及当量冷平面之比值 9205471.1.7烟气的黑度 9178351.1.8总辐射交换因数 1098991.1.9辐射室热平衡 10148981.1.10求辐射室出口烟气温度 10116421.1.11辐射段热负荷 1155571.6对流室的计算 12296301.6.1对流室的热负荷 12160401.6.2对流室主要尺寸 12295111.6.3对流室高度 1820511.6.4全炉热效率 1866431.7炉管内的压力降 18317201.7.1确定汽化段的当量长度 18138721.7.2汽化段中气、液两相的混合密度 19124341.7.3汽化段中气、液两相的混合流速 19104091.7.4汽化段的压力降 2086721.7.5汽化点处的压力 2031281.7.6重复计算 2071451.7.7用作图法求解汽化段的压力 21201181.7.8加热段的压力降 21264961.8烟囱的设计计算 22182731.8.1烟囱的直径 22121801.8.2烟囱和对流室产生的抽力 2221531.8.3总压力降 23147021.8.4烟囱的最低高度 261.1原始数据1.1.1被加热介质（1）冷原油（20％之于原始油的）温度进炉温度出炉（2）饱和水蒸气进口压力出口压力（3）初底油1.2加热炉总热负荷1.2.1各个介质相应温度下的比焓（1）全炉热负荷（2）冷进料吸热，查文献[2]热焓图3-17得查文献[2]热焓图3-17得则（3）水蒸汽吸热为温度入炉水蒸汽，入炉压力为查文献[2]热焓图得为温度水蒸汽出炉，出炉压力为查文献[2]热焓图得则（4）初底油吸热温度于初底油入炉，于温度初底油出炉，又由混合焓前得炉出口处则（5）全炉热负荷1.3燃烧过程计算1.3.1燃烧低发热值如下其组成，加热燃料为渣油减压于柯克亚原油：1.3.2燃烧所需的理论空气量空气/kg燃料1.3.3过剩空气系数为取密度于空气，＝取系数于过剩空，L0=L0=1.3.4烟气组成（1）含量于烟气（2）分率摩尔于烟气地各个组分占（3）质量烟气于燃料产生于每千克求烟焓值并作图所示于表5-1热焓值于常用气体有文献[表3可以得。表5-1烟气焓值由此作烟气焓值图，见图5-1。图5-1烟气焓值图1.4全炉热平衡1.4.1入炉温度（1），包括燃料的显热的低发热量，燃料，空气和雾化蒸气带入炉内。即kcal/kg（2），其中kcal/kg℃℃取燃料进炉温度则kcal/kg（3）取空气入炉温度℃则查得kcal/kgkcal/kg（4）kcal/kgkcal/kg=kJ/kg1.4.2出炉温度℃,查烟焓图得kcal/kg（2）kcal/kg（3）kcal/kg1.4.3炉效率假设对流段出口温度比最低进料高100℃，则：℃查烟焓图5-1得：当为230℃时，烟气带走的热量为kcal/kg烟气=kJ/kg烟气，则烟气带走的热损失系数为9.95%取决于全炉的热损失3%所以，加热炉的效率=1--=1.4.4燃料用量B==kg/h1.4.5火嘴个数假设所选的标准点火嘴是因此,其实际燃油的使用量小于总额规定的喷油容器的使用能力。火嘴则需=≈12个1.4.6烟道气流量，kg/h=9.08kg/s1.5辐射段的计算1.1.1辐射室的热负荷加热炉的炉室总热荷载负荷量为mw,现在采取整个辐射全炉室总热荷载负荷q,qr为整个辐射全炉总热荷载负荷的80%,则辐射管管壁平均温度=℃=℃1.1.2辐射管表面积、管径、及管心距选用辐射管表面热强度kw/m2m2同时选管内初底油流速，管程数为，则所需炉管内径为di为：选ф1278炉管，则管心距Sc为：1.1.3炉管长度、炉管数及炉膛尺寸高径比取辐射管直管长度及炉膛直径L=m选取长度Lef=16m加热炉管炉管数根所以取炉管数为112根节圆直径：m炉膛直径：炉膛高度：.1.1.4对流室主要尺寸（1）对流室长（2）对流室宽b＝（3）烟气质量流速假设Lc=4.87m，则代入上式2.26因为2<<4，满足条件，则Lc，b合理。1.1.5当量冷平面面积辐射管冷平面=查文献[7]P53图8-4＝0.88（单排单面）1.1.6有效反射面面积及当量冷平面之比值炉膛总面积有效反射面积＝－Acp＝有效反射面积与当量冷平面积之比比值：0.3551.1.7烟气的黑度＝1.2，由文献[7]P56图8-6查得由文献[7]P56表8-1知烟气平均辐射长度为查文献[7]P57图8-7，假定辐射室出口烟气温度，则烟气的黑度为＝0.6551.1.8总辐射交换因数根据＝0.355及＝0.655，查文献[12]P55图8-5得F=0.6761.1.9辐射室热平衡查文献[2]图2-2得1.1.10求辐射室出口烟气温度当根据公式作吸收曲线如图5-2，假设不同的Tg求出不同的，列表如下：表5-2烟气吸收曲线列表查文献[7]P19图2-2700℃时，；900℃时，由得烟气黑度查文献[7]P55图8-5得：时，时，代入以上公式：时，＝A点时，=B点图5-2作图法求烟气出口温度1.1.11辐射段热负荷（1）当tp=775℃查烟焓图5-1得，=0.343占加热炉总热负荷的（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＝查油品热焓图得温度为313℃（4）管壁平均温度TwTw=与假设的402℃相近，不必重算。1.6对流室的计算1.6.1对流室的热负荷1.6.2对流室主要尺寸1.6.2.1对流室下段（初底油）计算传热（1）热量于初底油吸收：为其比焓值，温度于烟气出辐射段，假设烟气出口温度为t2，Ht2为其比焓，有根据热平衡解得，查烟焓图5-1得T=烟气平均温度Tg=（2）管内膜传热系数管径di=0.109m，管内介质质量流速=1.5=1.5(3)外膜当对热导流段无法使用时在钉头或钢管的加热情况下外膜的对流传热系数a.钉头表面传热系数包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数=b.钉头效率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：=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Kc1=（5）对流管表面积及管排数＝（排），取5排（6）对流管表面热强度kJ/m2h=73.74kw/m21.6.2.2对流室中段（过热水蒸汽）对流传热计算（采用1管程）（1）传热温差及热负荷过热水蒸气的吸收量：解得查烟焓图得传热温差：烟气平均温度Tg=（2）管内膜传热系数b＝假设Lc=6.5m则0.985校核：3.87因为2<<4满足条件Lc，b合理。管内介质质量流速GF===5＝(3)外膜当对热导流段无法使用时在钉头或钢管的加热情况下外膜的对流传热系数a.钉头表面传热系数包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数b.确保了钉头的效率,所需要采用的是以127为标准的钉头,其中最大钉头高0.025m当时，有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：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＝=2.5（排），取3排（6）对流管表面热强度地=1.6.2.3对流室上段（冷原油）对流传热计算（采用4管程）解得，查烟焓图得T=烟气平均温度（2）管内膜传热系数b＝=（0.127+1000/16×0.012×0.025×2）Lc假设则0.985校核：3.87因为2<<4满足条件Lc，b合理。管内介质质量流速GF==kg/（m2s）=1.5＝1.5kcal/（m2h℃）(3)外膜当对热导流段无法使用时在钉头或钢管的加热情况下外膜的对流传热系数（a）钉头表面传热系数＝包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数=（b）钉头效率所需要采用的木板钉头均为12个标准木板的钉头,木板高0.025m，当＝63.35kcal/（m2h℃）时，有(c)钉头管发射式光管各部件之间的对流传热系数＝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：=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Kc1=（5）对流管表面积及管排数＝（排），取14排（6）对流管表面热强度1.6.3对流室高度对流室设置一排遮蔽管（127×8）总排数为排HL=m对流室炉管总根数＝24×6＝144根1.6.4全炉热效率查烟焓图5-1，在烟气出口温度为295℃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，由附录B初底油的p-T-e相图查得此时汽化点温度为361℃，液相比焓为。辐射管的当量长度：取=60，则：==489.18m汽化段当量长度m1.7.2汽化段中气、液两相的混合密度K0.254MPa假设汽化段气相摩尔质量，则汽化段气相密度：=10.1kg/m3在汽化段平均条件下可得液相密度：汽化段平均气化率：汽化段气液相混合密度：1.7.3汽化段中气、液两相的混合流速汽化段气液相混合流速：m/s1.7.4汽化段的压力降摩擦系数：汽化点处压力降：MPa汽化点处压力：=1.7.5汽化点处的压力汽化点处压力：=与假定Pe＝0.3MPa不符，需重复以上计算。1.7.6重复计算m（2）混合密度汽化段中气、液两相的汽化段平均温度汽化段平均压力取MV=210kg/kmol，则14.38kg/m3可得液相密度条件下在汽化段取平均：汽化率而汽化段平均就是=29.0%相混合密度故汽化段气液两：（3）混合流速汽化段中气、液两相的m/s（4）汽化段的压力降摩擦系数：=0.046MPa（5）汽化点处的压力Pe=0.046+0.208=0.254MPa，与假定Pe＝0.5MPa不符。1.7.7用作图法求解汽化段的压力第一次计算结果比值，A点第二次计算结果比值，图5-3加热炉炉管压降图1.7.8加热段的压力降该点液相比焓值为=918.6kJ/kg，当汽化段的压力为时，得汽化点的温度为348℃。重新计算当量长度应真正的汽化段.汽化段当量长度：m则辐射管加热段的当量长度：489.18－300.52=188.66m对流管（包括遮蔽管）的当量长度：==471.89m总当量长度所以汽化点以前的：炉管平均温度：汽化点以前密度平均于管内介质的：流速于管内平均：m/s摩擦系数：故压力降于炉管于汽化点以前的：0.084MPa压力降总于炉管：压力对流室于炉管入的：1.8烟囱的设计计算1.8.1烟囱的直径质量流速于烟气Gg=3.5kg/（m2s），则Ds===2.0m（一般）1.8.2烟囱和对流室产生的抽力温度取大气为1023k为辐射温度平均于阳光对流辐射室内内烟气的辐射温度,其中为平均于阳光辐射对流室内对烟气的辐射温度,烟气于一个烟囱的平均温度窑内的,高于炉膛,低于窑内烟气的并对流于温室,(1)p囱的烟囱在其中所其时产生的吸力<br>(2)p囱在烟囱所其中产生的最大吸力烟气对流于温室的（1）P烟囱产生的抽力（2）P产生抽力对流室的（3）抽力于总= 1.8.3总压力降（1）辐射室于烟气至压