【也门马西拉原油常压蒸馏中管式加热炉的工艺设计计算案例5600字】

也门马西拉原油常压蒸馏中管式加热炉的工艺设计计算案例1.1基础数据（1）过热水蒸汽G2=8641.81×0.5=4320.905kg/ht1=180℃（进）t2=420℃（出）P1＝1.0MPa（进）P2=0.3MPa（出）（2）闪底油G1=395960×0.5=197980kg/h=0.8910t1=280℃（进）t2=360℃（出）e=47.6%(体积分数)=48.78%（质量分数）（3）冷原油G3=475000×0.21×0.5=49875kg/h(假设为冷原油的21%)=0.8691t1=120℃（进）t2＝190℃（出）因为处理量为3.8Mt/a＞3.0Mt/a，应该使用两个炉子并联，取一半的量进行计算即可。1.2加热炉总热负荷对介质热负荷的计算：（1）冷原油热负荷=0.8691g/cm3，t1=120℃,查焓图3-14，H1=67.5kcal/kg同理，t2=190℃，H2=116.0kcal/kg则：冷原油热负荷Q3=G3（H2-H1）=49875×(116.0-67.5)=2.42×106kcal/h（2）过热水蒸汽热负荷t1=180℃，1.0MPa下，水蒸汽的焓值=663kcal/kgt2=420℃，0.3MPa下，水蒸汽的焓值=795kcal/kg则水蒸汽的热负荷=4320.905×(795－663)=0.57kcal/h（3）闪底油(21%)进料的热负荷t1=280℃，=0.8910g/cm3，查焓图3-14，=165kcal/kg同理，t2=360℃，=218kcal/kg=260kcal/kg则闪底油的热负荷=197980×[0.4878×260+(1-0.4878)×218-165]=18.81kcal/h（4）加热炉总热负荷（2.42+0.57+18.81）×106=21.8×106kcal/h=21.45MW1.3燃烧过程计算1.3.1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%0.596.616.627.226.4260.54.70.60.8m%0.6911.510.529.416.330.10.97.61.31.7表1.2催化干气的低发热值组成H2SH2CH4C2H6C2H4C3H8C3H6C4H10C4H8QL,kcal/Nm3559026508530151901420521745206402828527500所以燃料的低发热值=0.59%×5590+6.6%×2650+26.4%×8530+13%×14205+13%×15190+0.5%×21745+4.7%×20640+0.6%×28285+0.8%×27500=7579.96kcal/Nm31.3.2燃烧所需的理论空气量V=×（0.5×6.6%+2×26.4%+3×13%+3.5×13%+5×0.5%+4.5×4.7%+6.5×0.6%+6×0.8%+1.5×0.59%-0.294)=9.42Nm3空气/Nm3燃料气1.3.3过剩空气系数取过剩空气系数α=1.15,取空气密度为1.295kg/m3，燃料密度ρ0=1.159kg/Nm3L0=V0×1.293/1.159=9.42×1.295/1.159=10.53Nm3空气/Nm3燃料L=αL0=1.15×10.53=12.11kgNm3空气/Nm3燃料1.3.4烟气组成（1）烟气含量=(6.61+26.4+2×26+3×50%+3×4.7+4×60%+4×80%)=1.062Nm3/Nm3燃料气==0.59×0.01=0.0059Nm3/Nm3燃料气=1.46Nm3/Nm3燃料气=8.46Nm3/Nm3燃料气Nm3/Nm3燃料气（2）总烟气量=1.062+1.46+0.0059+8.46+0.188=11.1759kg烟气/kg燃料气（3）各个组分占烟气的体积分率=1.062/11.1759=0.095=0.0059/11.1759=1.28×10-4=8.46/11.1759=0.757=1.46/11.1759=0.1306=0.188/11.1759=0.0168（4）燃料产物的密度=1.265kg/Nm3（5）所燃烧产物的质量：mp=11.1759×1.265=14.14kg/kg燃料气1.3.5求烟焓值并作图查LY-100表3得常用气体热焓值，并计算后作烟焓图1.1。表1.3烟气焓值温度，℃CO29.5%H2O13.06%SO20.0528%N271.7%O21.68%∑Hkcal/Nm310020.844.111.224.92226.9620043.990.131.750.044.754.5630068.613649.371.468.082.5240094.618567.7103.292.2112.9500122.223586.7127.6117.1140.95600150.4286106.3154.3142.3170.94700179.5339126.2181.7168.1201.89800209392146.3209.8194.3233.55900240450.5166.8238.2220.7261.831000269.8509187.4267.3247.5298.71图1.1烟焓图1.4全炉热平衡由热量守恒得Q入=Q出。1.4.1供给热量、。即Qin=Ql+Qf+Qa+Qs（1）Ql=7579.96kcal/Nm3燃料气（2）燃料气带入炉内的显热QfQf=Cftf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，Cf=0.415+0.0006tf则Qf=(0.415+0.0006×120)×100=58.45kcal/Nm3燃料气（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得Ia=50kcal/Nm3空气Qa=αL0Ia=1.15×10.53×50=601.475kcal/Nm3燃料气（4）入炉的热量QinQin=Ql+Qf+Qa=7579.96+58.45+601.475=8243.885kcal/Nm3燃料气1.4.2出炉温度，，炉壁散热损失热量等，即Qout=Qe+q2+qL（1）烟气带走的热量假设烟气出对流室温度比最低进料温度高95℃，则ts=120+95=215℃查烟焓图得q2则=0.0875×7579.96=663.25kcal/Nm3燃料气（2）取全塔热损失为3.5%，炉膛散热损失量为：=3.5%×8243.885=288.54kcal/Nm3燃料气（3）有效利用热量Qe=Qin－q2－qL=8243.885-663.25-288.54=7292.01kcal/Nm3燃料气1.4.3炉效率η热效率η=1-q21.4.4燃料用量B=1.4.5烟道气的流量Wg=B×=2989.57×11.1759=33411.14kg/h=9.28kg/s0.1倍，，则需2989.57×1.1/400=8.22个，故取9个1.5辐射段计算1.1.1辐射室的热负荷已知加热炉总热负荷=21.8×106kcal/h，现取辐射室热负荷为全炉热负荷的0.8倍QR=0.8=0.8×21.8×106kcal/h=17.44×106kcal/h1.1.2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qR=32000kcal/（h×m2），：ARt=QR/qR=17.44×106/32000=545m2（2）确定管径及管程数取流速u=1.2m/s，取管程数N=4则炉管内径为：di=130G3πNuρ查附录一国产炉管规格，选127×8炉管(光管)，管心距为Sc=2dc=2×0.127=0.254m1.1.3炉管长度、炉管数及其炉膛尺寸（1）高径比（）取L/D=1.9（2）辐射管直管长度及炉膛直径D′=SiAR辐射管的有效长度Lef=1.9×7.37=14m查附录一国产炉管规格，选取长度Lef=15m的加热炉管。（3）炉管数n=ARπ实际取辐射管数为n=4×28=112根（4）炉膛直径和炉膛高度实际节圆直径：D，=nSc/=112×0.254/=6.9m炉膛直径：D=D，+3dc=6.9+3×0.122=7.266m炉膛高度：H=Lef+1=15+1=17m1.1.4对流室主要尺寸（1）对流室长LK=D，-(0.4~0.6)=7.266-0.6=6.67m（2）对流室宽，，每排8根炉管，。：b＝=(8-0.5)×0.254+0.127+2×(0.025+0.04)=2.14m（3）烟气质量流速取烟气的质量流速=2.7kg/m2∙s则有Gg=mg3600（Lcb-afnW），af=（di+式中：，kg/h；，m；的流通面积，m2；，m；，m；，m；m。af=（0.127+1/0.016×0.012×2×0.025）Lc=0.1457Lc故：Lc=mg3600Gg（校核Gg，Gg=2.67kg/（m2·s），因为2<Gg<4，满足条件，则Lc，b合理。1.1.5当量冷平面面积（1）辐射管冷平面Acp′=nLefSi=112×15×0.254=426.72m2（2）有效吸收因数查图8-4得＝0.9（单排单面管的有效吸收因数）a.辐射管当量冷平面=0.9×426.72=384.048m2b.遮蔽管当量冷平面8×1.1×0.254＝10.36m2(＝1)c.总当量冷平面面积()总=384.048+10.36＝390.408m2炉膛总面积3.14×7.266×12+2×0.785×7.2662=495m2=-(Acp)总=491.67-384.048=111.63m2比值Aw(φA1.1.6烟气的黑度由＝1.15，由表8-1得烟气平钧辐射长度为L=1×D=7.266mPL=0.26×7.266=1.89atm·m假设辐射出口烟气温度Tg=700℃=973K查图8-7得烟气的辐射率为＝0.6231.1.7总辐射交换因数根据＝0.275及＝0.623，查图8-5[6]得F=0.631.1.8辐射室热平衡由α=1.15，烟气温度=973K，查文献P26图2-3得：q2/QL=34%设热损失为3%，即q1/QL=0.03热平衡式：QRφAcpF=（1-=(1-3%-0.34)×2989.57×7579.96/(384.048×0.63)=51.7kW/m21.1.9求辐射室出口烟气温度首先估计管壁温度。已知闪底油入炉温度t1=280℃=553.15K，加热炉出口得温度为t2=360℃=633.15K，则油料入辐射室温度为：t=t2-(t2-t1)×0.80==+50=651K由公式作吸收曲线（见图1.2），假设不同的Tg，列表如下：表1.4吸收曲线数据Tg，K8739239731023107311231173，kw/m231.62941.84853.51666.79581.85598.874118.04图1.2作图法求烟气出口温度由1.1.8和1.1.10可知：A点坐标（973，66.50）。另取Tg=1173K，计算方法同上，得到B点坐标（1073，61.20）。做出直线AB与吸收曲线如图1.2所示：直线与吸收速率曲线曲线相交，交点温度为1020K1.1.12校核（1）辐射段热负荷由T=1020K，查图2-2得：=0.32QR=(1－0.02－0.32)×2989.57×7579.96=14.96MW占加热炉总热负荷的百分比：QR/Q=14.96/21.45=58.78％（2）辐射管表面热强度qR=14.96×1000/［0.127×π×（112×15+8×9.52）］=20.845kW/m2（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：QF3=197980×220=43.56×106kcal/h=50.64MW辐射室入口每千克油品的比焓为：(50.64×106－20.845×106)/197980=150.49kcal/kg查油品热焓图得温度为tw=288℃（4）管壁平均温度TwTw=（288+360）/2+50=374℃与假设的380℃相近，不必重算。1.6对流室的计算1.6.1对流室主要尺寸对流式下段（闪底油）传热计算（1）闪底油吸收热量：Qc1=Q－QR=21.45-20.845=4.605MW烟气出辐射段温度t1=711℃，比焓为H1i=216kcal/kg，假如烟气出口温度为t1o，其比焓为H1o，根据热平衡有（假设热损失似千分之二）Q代入数据求出H1o＝121kcal/kg，查烟焓图5-1得t1o=440℃传热温差：烟气：711℃440℃闪底油：296℃280℃温差：415℃160℃ΔT=(415-160)/ln(415/160)=261.39℃烟气平均温度：Tg=(711-440)/ln(711/440)=560℃=833.15K（2）管内膜传热系数管径di=0.111m管内介质质量流速：G=1.5（3）a.钉头表面传热系数（钉头直径ds=12mm）代值计算可得：hs=9.44×2.670.667×(833.15)0.3/120.333=59.75kcal/(m2h℃)包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数hs。=11/hs+0.005b.钉头效率使用的钉头为标准钉头，钉头高0.025m，当hs＝59.75kcal/(m2h℃)时，查文献[7]图3-12有Ωsc.=9.44×2.670.667×833.150.3/1020.333=29.39kcal/(m2h℃)hoc。=11/hoc+0.005d.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：12÷0.016×（0.012×0.025×3.14+0.785×0.0122）=0.792m2(：，，37mm两种，列，，)。每米管长钉头外的光管部分表面面积：hso=(49.25×0.93×0.792+21.9×0.32)/0.40=132.38kcal/(m2h℃)（4）总传热系数Kc1Kc1=hso/(hso+)=132.38×680/(132.38+680)=110.81kcal/(m2h℃)（5）对流管表面积及管排数Ac1=Qc1÷(Kc1ΔT)=4.605÷110.81×261.39=158.98m2Nc1=Ac1÷nwLcdcπ=158.98÷1.1×8×π×0.127=10.72(排)，取11排（6）对流管表面热强度qc1=Qc1÷Ac1=4605KW÷158.98m2=28.97KW/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：Qc2=0.57×106kcal/h烟气进入该段温度T2i=440℃，其焓值为H2i=123kcal/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％）解得H20＝112.7kcal/kg，查烟焓图得T20=400℃传热温差：烟气440℃400℃过热水蒸气420℃180℃温差20℃220℃＝烟气平均温度=692.73K（2）选用102×6标准钉头管，取nw=8，Si=0.254，di=0.134m（8-0.5）×0.254+0.134+2×（0.025+0.03）=2.149m（0.134+1/0.016×0.012×2×0.025）×Lc=0.14Lcm2Gg=mg3600（Lcb-afnw）=33411.14/3600/（L假设Lc=3.55，代入得：Gg=3.00kg/m2.s，af=0.489管内介质质量流速：G2=4320.905kg/hGF=4G23600Nπdi2故：hi*=5GF0.8/di0.2=5×81.150.8/0.1340.2=261.2kcal/（m2·h·℃）（3）a.钉头表面传热系数=56.98kcal/（m2h℃）包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数39.41kcal/（m2hK）b.钉头效率，所采用的钉头为12标准钉头，钉头高0.025m，当＝56.98时，查P79LY-500-图7有Ωs=0.93c.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：12/0.016×（0.012×0.025×3.14+0.785×0.0122）=0.792m2每米管长钉头外的光管部分表面面积：90.92kcal/（m2h℃）（4）总传热系数Kc2（5）对流管表面积及管排数排，取7排（6）对流管表面热强度对流室上段（冷原油）对流传热计算（1）传热温差及热负荷冷原油的吸收热量：Qc3=2.42×106kJ/h。烟气进入该段温度T3i=400℃，其焓值为H3i=114kcal/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％）解得I30＝87kcal/kg，查烟焓图得T2i=310℃传热温差：烟气：400℃310℃冷原油：200℃120℃温差：200℃190℃T=（200-190）/㏑（200/190）=168℃烟气平均温度Tg=（400-310）/㏑（400/310）=354.1℃=627.25K（2）选用102×6标准钉头管，取nw=8，Si=0.254，di=0.134m（8-0.5）×0.254+0.134+2×（0.025+0.03）=2.149m（0.134+1/0.016×0.012×2×0.025）×Lc=0.14Lcm2Gg=mg3600（Lcb-afnw）=33411.14/3600/（L假设Lc=3.55，代入得：Gg=3.00kg/m2.s，af=0.489管内介质质量流速：G3=49875kg/hGF=4G23600Nπdi2故：=5×241.780.8/0.1340.2=1011.94kcal/（m2·h·℃）（3）a.钉头表面传热系数=44.6kcal/（m2h℃）包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数31.94kcal/（m2hK）b.钉头效率，所采用的钉头为12标准钉头，钉头高0.025m，当＝44.6时，查P79LY-500-图7有Ωs=0.90c.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：12/0.016×（0.012×0.025×3.14+0.785×0.0122）=0.792m2每米管长钉头外的光管部分表面面积：107.74kcal/（m2h℃）（4）总传热系数Kc2（5）对流管表面积及管排数排，取9排（6）对流管表面热强度1.6.2对流室高度对流室设置两排遮蔽管（Φ102×6）总排数为N＝Nc1+Nc2+Nc3+2=11+7+9+2=29排高度：HL=3/2NcSc=3/2×（14×0.288+3×0.254+2×0.254+2×0.254）=7.94m对流室炉管总根数=8×14+8×3+8×2+8×2=168根1.6.3全炉热效率已知当烟气出口温度为310℃时，其焓值为87kcal/kg，取全炉热损失为3%，则：η=1-3%-33411.14×87/8243.885=34.34%1.8炉管内的压力降1.6.4确定汽化段的当量长度闪底油焦点温度、焦点压力：t0=553.9℃，P0=41.2atm假设汽化点的压力为0.45MPa，查图4.2（闪底油的p-T-e相图）查的此时汽化温度为：352℃因为炉子辐射管出口温度为360℃，气化率为51.05%，在辐射管出口处气、液两相混合比焓为I0=0.5505×165+(1-0.5505)×218=188.8235kcal/kg开始汽化时352℃，液相比焓为=205kcal/kg辐射管入口温度为298℃，液相比焓为Ii=175kcal/kg辐射管的当量长度，由表10-1取＝60，则=120.5m1.6.5汽化段中气、液两相的混合密度汽化段平均温度TV=(352+360)/2＝356℃汽化段平均压力PV=(0.4+0.206)/2=0.303MPa取MV=180kg/kmol，则：=18.5kg/m3汽化段平均条件下的液相密度0.8910-0.00063×(352-20)=0.6818g/cm3汽化段平均气化率：=(0+0.5505)/2×100%=27.525%汽化段的气液两相的混合密度为61.42kg/m31.6.6汽化段中气、液两相的混合流速Wm=395960×0.5/(3600×61.42×π/4×0.1342×8)=12.75m/s1.6.7汽化段的压力降摩擦系数：＝0.019汽化点出压力降为：=2.76×105Pa=0.276MPa汽化点处压力为：Pe=0.276+0.111=0.387MPa，与假定Pe＝0.4MPa符合。1.6.8加热段的压力降（1）汽化点温度当汽化段的压力为0.387×106Pa时，得汽化点的温度为320℃，该点液相比焓值为=170kcal/kg。故真正的汽化段当量长度：=124.95m（2）汽化点前炉管总当量长度辐射管加热段的当量长度：268.54-124.95=143.59m对流管（包括遮蔽管）的当量长度：=86.6m所以汽化点以前的总当量长度：Le=Lh+Lcon=143.59+86.6=230.19m（3）汽化点以前炉管平均温度：T=(280+352)/2=316℃（4）液气相密度，取MV=180kg/kmol：=30.8kg/m30.8910-0.00063×(320－20)=0.702g/cm3=702kg/m3ρm=101.42kg/m3（5）汽化段管内汽液相平均流速：Wm=2×395960/(3600×101.42×π×0.1342×8)=4.81m/s（6）加热段压力降摩擦系数：=0.0218则汽化点只前炉管的压力降：=1.64×105Pa炉管总压力降：ΔP=0.387+0.164=0.551MPa故炉管入对流室的压力：P1=(1.51+2.06)×105Pa=7.57×105Pa1.7烟囱的设计计算1.7.1烟囱的直径取烟气质量流速=3.4kg/(m2s)Ds=[4×33411.14/(π×3600×3.4)]1/2=1.65m，圆整后取1.7m1.7.2烟囱和对流室产生的抽力炉膛高H=17m，对流室高=7.94m，辐射室烟气的出口温度为711℃对流室烟气的平均温度为：Tg=（833.15+692.73+627.25）÷3=717.71K烟囱内烟气的平均温度：Tm=(419-50)+273=642K取大气温度为Ta=25+273=298K总的抽力为=0.456Hs+2.581.7.3总压力降（1）烟气由辐射室至对流室的压力降对流室截面积与辐射室截面积之比为：=0.156由表11-1查得＝0.26烟气在对流室入口的密度：ρ1＝354/1020＝0.347kg/m3烟气在对流室入口的流速：=2.45m/s=0.0276mmH2O（2）烟气流过对流室的压力降对流室三段管径均不一样，应分开求压力降。a.对流室下段的压力降对流室的截面积为：A2=2.14×1.1＝10.914m2每排炉管所占截面积为：Ap=0.134×8×1.1=1.47m2每排钉头所占截面积为：As=0.012×0.025×2/0.016×1.1×8=1.55m2每排自由通道的面积为：Ae=A2-Ap-As=10.914-1.47-1.55=3.894m2钉头区域外部的流通面积为：Aso==1.1×[2.14-8×(0.134+2×0.025)]=2.31m2钉头区域内部的流通面积为：Asi=Ae-Aso=3.894-2.31=1.584m2钉头与钉头之间的间隙为：＝0.016－0.012＝0.004m两临管钉头端间的间隙为：＝0.134－2×0.025＝0.084m由式有：∴＝1.47kg/(m2s)当=833.15K，由图4-16得烟气粘度：0.0388m.pa.s，=2排，==0.59mmH2O柱b.对流室中段的压力降对流室的截面积为：A2=2.14×1.1＝10.914m2每排炉管所占截面积为：Ap=0.134×8×1.1=1.47m2每排钉头所占截面积为：As=0.012×0.025×2/0.016×1.1×8=1.55m2每排自由通道的面积为：Ae=A2-Ap-As=10.914-1.47-1.55=3.894m2钉头区域外部的流通面积为：Aso==1.1×[2.14-8×(0.134+2×0.025)]=2.31m2钉头区域内部的流通面积为：Asi=Ae-Aso=3.894-2.31=1.584m2钉头与钉头之间的间隙为：＝0.016－0.012＝0.004m两临管钉头端间的间隙为：＝0.134－2×0.025＝0.084m由式有：∴＝2.58kg/(m2s)当=692.73K，由图4-16得烟气粘度：0.035m.pa.s，=5排==0.5877mmH2O柱c.对流室上段的压力降对流室的截面积为：A2=2.14×1.1＝10.914m2每排炉管所占截面积为：Ap=0.134×8×1.1=1.