本科毕业设计--炼油厂管式加热炉工艺设计

《本科毕业设计--炼油厂管式加热炉工艺设计》由会员分享，可在线阅读，更多相关《本科毕业设计--炼油厂管式加热炉工艺设计（89页珍藏版）》请在装配图网上搜索。

1、摘 要 对于石油化工等行业，管式加热炉是使用最普遍的加热设备。在石油加工的各项工作之中，管式加热炉都起着重要作用。使用管式加热炉技术，除了可以降低生产成本外,还能够有效地节约能源。但在当今节能减排的大形势之下，管式加热炉的耗能过大缺点还是日显突出。在本设计中，通过优化管式加热炉的整体结构，并根据装置的操作情况和特点制定出一套改善方案，来提高管式加热炉的热效率，从而实现节能作用。本设计适用于使用常减压工艺技术的管式加热炉，通过对整个工艺过程的仔细分析，及对各种优化方案的选择，最终确定了使用两台辐射-对流型圆筒加热炉共同工作的设计方案。除此之外，通过对管式加热炉的工艺进行计算，包括辐射室及对流室的

2、结构尺寸、燃料用量、炉内压力等参数的计算，以达到管式加热炉结构优选的目的。通过使用螺杆膨胀机以实现烟气余热二次利用，进一步提高热效率，实现能源的节约。关键词：热效率；结构优选；辐射对流型加热炉；余热二次利用IAbstract Tube heating furnace is the most widely used heating equipment in the petrochemical industry. Tube heating furnace play a most significant role in the works of petroleum processing. Using

3、 the technology of Tube heating furnace can not only reduce the cost of production, but also can reserve energy effectively .however，in the trend of saving energy nowadays, the drawbacks of Tube heating furnace that it cost so much energy becomes more and more obvious each day . In this design, I ma

4、de a optimized plan by optimizing the Overall Structure of Tube heating furnace and also according to operating conditions and characteristics of the device. With the help of the optimized plan, we can rise the thermal efficiency of Tube heating furnace ,and then reach the goal of Energy conservatio

5、n. The tube heating furnace in this design is applied to the atmospheric-vacuum technology，after a careful analysis of the entire process and the choices of a variety of optimizations, I finally made the combined operation scheme of two sets of radiation-convection cylindrical heating furnaces. Besi

6、des, in the process calculation of the tube furnace, which include the calculation of the structural dimensions of the radiation chamber and convection room, the calculation of furnace pressure, the calculation of fuel consumption, to reach the appointment of optimizing the structure of Tube heating

7、 furnace. By using the screw expander as the waste heat recycling equipment of flue gas can improve thermal efficiency and saves energy much better.IIKey words: Thermal efficiency ;structure optimizing; Radiation-convection type heating furnace; heat RecyclingIII目 录摘要IAbstractII1 引 言11.1 课题的选择依据及其意义

8、11.2 当今国内外炼化加热炉的节能技术应用现状及发展11.2.1 当今国内外炼化加热炉的节能技术应用现状11.2.2 我国炼化加热炉节能技术的应用情况21.2.3管式加热炉节能技术的发展趋势31.3节能设计的新型技术31.4 确定设计方案42 管式加热炉工艺计算52.1 计算设计热负荷及加热炉选型52.1.1 计算设计热负荷52.2 燃烧过程计算72.2.1计算燃料的热值82.2.2 计算理论空气量92.2.3 选取过剩空气系数及加热炉排烟温度92.2.4 计算加热炉热设计效率102.2.5 燃料气用量112.2.6 计算烟气流量122.3 辐射室热力计算122.3.1 估算辐射段热负荷13

9、2.3.2 选取辐射室炉管表面热强度142.3.3 估算辐射室炉管管壁温度152.3.4 计算辐射室炉管加热表面积162.3.5 确定辐射室炉管管程数、管径及管心距172.4 辐射室炉体尺寸182.4.1 辐射炉管的节圆直径、有效长度182.4.2 辐射炉管根数182.4.3 辐射段炉膛直径192.4.4 辐射段炉膛高度202.5对流室炉体尺寸212.5.1 对流室炉管管径、管心距212.5.2 对流室炉管管长及对流室宽度222.6 辐射段传热核算252.6.1 当量冷平面252.6.2 总辐射交换因数262.6.3 辐射段热平衡282.6.4 辐射段烟气出口温度292.6.5 核算辐射段热负

10、荷302.6.6 核算辐射段表面热强度302.6.7 核算辐射段油料入口温度及辐射段炉管壁温312.7 对流段的传热计算322.7.1 对流段热负荷322.7.2 对流段内的传热平均温差322.7.3 对流室炉管内膜传热系数332.7.4 对流室炉管外膜传热系数352.7.5 对流管的总传热系数382.7.6 对流室内炉管表面积及管排数392.7.7 对流炉管的表面传热强度402.8 过热蒸汽段计算402.8.1 过热蒸汽段烟气平均温度412.8.2 过热蒸汽段两种介质换热的平均温差412.8.3 管内介质的质量流速422.8.4 过热蒸汽管的对流传热系数432.8.5 过热蒸汽段炉管表面积及

11、管排数452.9 炉管压降计算（有相变化）472.9.1 汽化段压力降472.9.2 加热段压力降542.9.3 加热炉炉管总压力降562.9.4 加热炉炉管入口压力562.10 烟囱计算562.10.1 烟气通过对流段的阻力572.10.2 烟气由辐射段到对流段的阻力592.10.3 烟气由过热蒸汽段到烟囱的阻力602.10.4 烟气在烟囱挡板处的阻力612.10.5 烟气在烟囱内的摩擦损失612.10.6 烟气在烟囱内的动能损失632.10.7 烟囱高度632.11工艺计算结果汇总643 辐射对流型圆筒加热炉配件及炉管系统的选用673.1 炉管材料的选择673.2 钉头管673.3 炉管吊

12、钩683.4 炉管拉钩683.5 看火门693.6人孔门693.7 防爆门713.8 清扫门和吹灰器724 辐射对流型圆筒加热炉结构的选用724.1 加热炉主体结构744.1.1 辐射室结构744.1.2 对流室结构745 优化烟气余热再利用方案76结 论77谢 辞78参考文献794炼厂管式加热炉工艺设计1 引 言1.1 课题的选择依据及其意义在近些年中，我国的经济发展形式日益壮大，与此同时，我们对能源的需求与依赖也日益凸显。随着人们对环保理念愈发重视，节能减排在我们的生活中也随处可见。石油通过炼化过程后，其得到的产物是人类必不可少的使用资源。然而，石油的炼化过程也是一个耗能的过程，并且会产生

13、大量的废物。管式加热炉是最常见的炼油以及石油化工生产装置的加热炉，其能耗最高能达到炼化企业耗能的40%。管式加热炉通常是指炼油和石油化工生产装置的工艺加热炉，简称为石化工艺加热炉1-5。管式加热炉几乎参与了各类工艺过程，成为进行裂解、转化反应的核心设备，支配着整个工厂或装置的产品质量能耗等，推动了石油炼制和化工工艺的发展进步1-5。原油的裂解、转化等反应基本都发生于管式加热炉中。管式加热炉的性能和结构优化设计，决定着炼化产品的质量，也直接影响着能耗量。所以，在现如今能源供应愈发紧张的阶段，通过合理设计、优化加热炉的结构，提高热效率，降低污染物的排放量，对能源的节约及环境的保护做出了巨大贡献。1

14、.2 当今国内外炼化加热炉的节能技术应用现状及发展1.2.1 当今国内外炼化加热炉的节能技术应用现状在国外，石油炼化设备的设计制造工作，与其运输、安装、调试等工作，并非由一个公司单独完成。国外炼化炉的节能技术主要存在于前期优化过程中，主要包含有如下技术特点：(1)专利商、大型工程公司依据工艺的特殊要求开发、制造、安装的专利技术及专有技术，如UOP的U型管重整炉；(2)大型化装置体现在常减压蒸馏、连续重整芳烃装置的单台加热炉热负荷超过150MW；(3) 利用FRNC-5、STAAD PRO、CFX、FLUENT等先进的行业设计软件；(4)在加热炉详细设计时，根据运输尺寸和吊装能力水平进行模块化设

15、计、制造、运输及组装；(5)对于欧洲和日本等能源匮乏的国家，要求热负荷超过24MW的加热炉热效率应不小于90%；(6) 低NOx燃烧器、低NOx催化转化技术、高效吹灰器、声波气体温度测量系统等主流节能技术。1.2.2 我国炼化加热炉节能技术的应用情况伴随国家对科学发展观的逐步落实，可持续发展战略的地位日益突出。国内各炼化企业也更加重视加热炉优化设计，通过对加热炉的改造来实现降低能耗，减少污染物排放。国内炼化企业主要通过管式空气预热器、余热锅炉等技术的应用来降低排烟温度，回收余热；应用蒸汽、激波、声波等方式清除灰尘，减少热量损失；使用重质燃油助燃剂或者应用强化传热型助燃器来提高燃烧效率；利用优质

16、隔热材料来降低热量散失；利用烟气分析仪、红外热像仪等检测技术时时监控排烟指标。2011年5月，辽阳石化公司引进美国GTC公司技术对其45万吨/年对二甲苯装置的3台加热炉实施在线清灰清垢，不仅减少了烟气排放量，增强了热能传导，而且降低了能耗。利用烟气分析仪、红外热像仪等检测技术时时监控排烟指标。 2011年8月，吉林石化炼油厂对加热炉实施技术改造，进一步完善加热炉燃烧系统，以提高加热炉热效率，降低加热炉燃料消耗6。不仅减少了烟气排放量，增强了热能传导，而且降低了能耗7。2011年7月，加热炉在线机械清焦技术首次应用于克拉玛依石化公司150万吨/年延迟焦化装置8。从整体来看，我国的炼化炉的设计、制

17、造、新型材料和新型设备组的开发应用都远不及国外技术水平，仍有待提高。1.2.3 管式加热炉节能技术的发展趋势在当今经济、环境、能源的总体形势之下，世界各国都将减少能源的使用、降低污染物的排放作为发展本国经济的大前提。因此，管式加热炉的结构设计与优化成为了各国研究者竞相研究的课题。来达到能源、技术、经济、环境这四个方面因素的协调，制造出低能耗、低污染、低成本、高效率的新一代加热炉体系。除此之外，应用先进的燃烧技术、新型炉用材料、脱硫技术、余热回收技术等使加热装置得到更多的发展9。1.3 节能设计的新型技术通过研究初始参数数据、设计手册以及参考文献，得到了如下几方面的新兴技术：将使用燃料油更换为燃

18、料气，降低了原本使用燃料油时的过量空气系数，使燃料能在燃烧炉中充分燃烧，提高了燃烧炉的热效率；将流室内钉头管布置为交错排列的结构，强化烟气与管内原油的传热，从而也提高了加热炉的热效率；采用炉管吊钩，优化了吊钩结构的复杂程度和重量；通过优化加热炉结构设计，提高生产能力，节约能源；通过使用采用轻质的浇注料，改变其自身性质，应用致密陶瓷纤维材料作为里衬，以及喷涂隔热涂料，都能够降低热量的散失，提高效率；将全密封结构应用于对流室弯头箱，通过多种方式提高炉体的整体密封性，减少热量散失。1.4 确定设计方案根据以往加热炉的实际设计要求，综合考虑到设计时的实际参数、对加热炉的设计要求、资金投入情况以及实际工

19、作时的运行要求，确定采用两台辐射-对流型圆筒加热炉并联运行设计方案。 图0： 管式加热炉2 管式加热炉工艺计算2.1 计算设计热负荷及加热炉选型2.1.1 计算设计热负荷 热炉每小时传给被加热物料的总热量被称为有效热负荷，体现了炉子的供热能力（生产能力）1-5,9-11。加热炉的总负荷包括原料及水蒸汽通过加热炉所吸收的热量和注水汽化热等其他热负荷1-5,9-11。根据燃料和过热蒸汽的特性，计算加热炉的总负荷，计算公式如下： 式中： Q 加热炉计算总热负荷，kJ/s ； WF 油料流量，kg/s ； Ws 过热蒸汽流量， kg/s ； e 管内介质在炉出口处的气化率，%； IL 油料出炉温度下液

20、相热焓， kJ/kg； IV 油料出炉温度下气相热焓， kJ/kg； Ii 油料入炉温度下液相热焓， kJ/kg； IS1 过热蒸汽入炉温度下热焓， kJ/kg； IS2 过热蒸汽出炉温度下热焓， kJ/kg； Q 其他热负荷， kJ/s 。由设计初始数据得： （一）原油参数 （1）原油流量WF：216337.5kg/h =60kg/s ； （2）原油入炉温度：280 ； （3）原油出炉温度：360 ； （4）原油比重：0.842（20 ） ；（5）原油的特性因数：11.8 ； （6）原油汽化率：30 % ；（7）原油在280下的液相热焓Ii：736.88 ； （8）原油在360下的液相热焓I

21、L：983.90 ； （9）原油在360下的气相热焓IV：1096.94 。 （二）过热蒸汽参数 （1）炉进口温度：142 ； （2）炉出口温度：420 ； （3）炉进口压力：0.25； （4）炉出口压力：0.25； （5）进炉流量为原油处理量的 10%；：6 ； （6）蒸汽在142，0.25Mpa条件下的热焓IS1：767.58 ；（7）蒸汽在420，0.25Mpa条件下的热焓IS2：1465.38 。 将以上数据代入公式（1）中得单台管式加热炉热负荷： = 600.31096.94+(1-0.3)983.90-736.88 + 6(1465.38-767.58)0 kJ / s = 168

22、55.92+4186.8 = 21042.72 kJ / s 根据文献2的相关规定采用：设计热负荷=1.15计算热负荷； 加热炉的设计热负荷：= 1.15 =1.1521042.72 = 24199.13kJ/s ； 加热炉热负荷裕量：= 0.15 =0.1521042.72 = 3156.41kJ/s 。2.1.2 炉型选择根据设计热负荷，选定设计的加热炉具体型式为：辐射对流型圆筒加热炉，采用现场组装1-5,10,11。 图1.管式加热炉位置示意图2.2 燃烧过程计算 在一定的温度下，燃料中所含的可燃性成分与空气中的氧接触，发生伴随放光和热量的强烈氧化作用过程成为燃烧。燃烧后生成的混合气体称

23、为燃烧产物（即烟气）5,12。燃烧必备的三个条件是：可燃性物质、空气（氧）及温度。在可燃性物质存在、保持一定温度的条件下，如果供给足够的空气， 燃烧过程会很顺利的进行。否则，将导致燃烧不良，甚至不能燃烧5,12。2.2.1计算燃料的热值燃料的热值是指单位质量或单位体积的燃料完全燃烧时所能释放的最大热量。燃料的热值随着其组成成分的不同而有所差异。一般分为高位热值和低位热值两种。高位发热值是指单位质量或单位体积的燃料完全燃烧后，其产物冷却到燃烧前的状态时其中水蒸气以液态形式存在时所放出的全部热量；低位发热值是指单位质量或单位体积的燃料完全燃烧后，其产物冷却到燃烧前的状态时其中水蒸气以气态形式存在时

24、所放出的全部热量12。 燃烧气的高、低位发热值按公式（2）、（3）计算， （2） （3）被加热介质的组成：C87.57% H12.26% S0.17%；式中： 燃料气的高位发热值，kJ/ Nm ； 燃料气的低位发热值， kJ/ Nm ； 燃料气各组分的高位发热值， kJ/ Nm ； 燃料气各组分的高位发热值， kJ/ Nm ； 燃料气各组分的体积百分率，% 。= 炼厂瓦斯的高位发热值为：h =13347kcal/Nm =55881.22kJ/Nm=； 炼厂瓦斯的低位发热量为：l =12251kcal/Nm =51292.49kJ/Nm 。2.2.2 计算理论空气量 理论空气量是指按照化学当量比

25、进行燃烧时，单位质量或单位体积的燃料所需的空气量5,12。 燃料气的理论空气量可按公式（4）计算， 式中： Lo 燃料气的理论空气量，kg(空气)/Nm(燃料气) ； H2、CO、CmHn、H2S、O2 燃料气中H2、CO、CmHn、H2S、O2 的体积百分率； m 碳氢化合物中碳原子数 ； n 碳氢化合物中氢原子数 。 经计算，燃料气的理论空气量L0 =17.05kg(空气)/Nm(燃料气) 。2.2.3 选取过剩空气系数及加热炉排烟温度A 选取过剩空气系数 燃烧在理论空气量下完全燃烧，在工业加热炉中是不可能完成的，而是在一定过剩空气量的条件下才能达到完全燃烧。过剩空气系数是指实际进入炉膛的

26、空气量与理论空气量的比值1-5,12,13。过剩空气系数的大小直接影响燃烧的品质：过剩空气系数小于1.05时，会引起燃烧不完全、热分布恶化、造成回火、炉管腐蚀；过剩空气系数太大时，过剩的空气将带走大量的热，不仅增加排烟热损失、降低炉子的热效率，还会加速炉内部件的氧化、增加对流室的热量、加剧烟气低温露点腐蚀等1-5。因此合理地选择过剩空气系数对于提高加热炉热效率，达到节能减排至关重要。目前圆筒炉和立式炉辐射段的过剩空气系数约为1.201.30，对流段的过剩空气系数约为1.301.50；计算自然通风操作管式加热炉的热效率时，过剩空气剩余系数应采取如下数值：自然通风燃气时，取1.20；自然通风燃油时

27、,取，1.251-5,12,13；当用燃料气作为燃料时，气体燃料的热效率最高时：辐射段的过剩空气系数为1.1，对流段的过剩空气系数1.218；加热炉在实际运行过程中，不可能时刻在设计工况下工作，得将裕量考虑进去。 综上，辐射段的过剩空气系数取1.20；对流段过剩空气系数取1.40。 B 选取加热炉排烟温度 当对流段采用光管时，排烟温度ts=tl+(80120)；当对流段采取翼片管或钉头管时，排烟温度ts=tl+(4580)；采用余热回收并使用翼片管时，排烟温度ts=饱和蒸汽温度+(2545)1-5。选定对流段的排烟温度ts1=380；过热蒸汽段的排烟温度ts2=280。2.2.4 计算加热炉热

28、设计效率管式加热炉的热效率表示管式炉体系中参与热交换过程、为达到规定的加热目的，供给能量利用在数量上的有效程度，即有效热量对供给能量的百分数。可以采用正平衡和反平衡两种方法计算管式加热炉的热效率。由于反平衡能够直观的反映加热炉的各项热损失数值、造成热损失的原因，给提出降低热损失措施提供依据，故采用反平衡法计算管式加热炉的热效率1-5,14-18。 应用反平衡方法计算管式加热炉的热效率，- h （5） 式中： h 加热炉的设计效率，% ； q1 烟气离开加热炉时带走的热量损失，% ； q2 加热炉表面散热损失，% ； q3 机械和化学不完全燃烧损失，% 根据选取的过量空气系数及排烟温度，通过查文

29、献2，图2-2，得q1 = 114%； 加热炉表面散热损失（无空气预热系统）的规定，取q2= 22.0%=10,11 ； 加热炉的不完全燃烧损失为1.5%； 综上，加热炉热设计效率 = 100-14-2.0-1.5=82.5%h。2.2.5 燃料气用量 燃料气用量可用公式（6）计算： （6） 式中： B 燃料气用量，Nm/s ； Q 加热炉设计热负荷，kJ/s ； Q1 燃料气的低位发热值，kJ/Nm； h 加热炉的设计热效率，%。 代入数据得： 2.2.6 计算烟气流量 加热炉烟气流量可用公式（7）计算： () =+ （7） 式中： 烟气流量， ； 雾化蒸汽用量，(蒸汽)/(燃料油) ； 过

30、剩空气系数； 燃料气的理论空气量，（空气）/（燃料气） ； 燃料气用量， 。 代入数据，得： 2.3 辐射室热力计算 燃料在燃烧过程中生成的高温烟气，先后经过辐射室、对流室，最后由烟囱排向大气，沿途不断有热量损失。辐射室是通过火焰或高温烟气进行辐射传热的部分，在加热炉中辐射传热约占全炉热负荷的（7080）%1-5。准确地计算辐射段的换热对加热炉的节能起主导作用。 采用Lobo-Evans图解法进行辐射段的热力计算，故有以下四个基本假设5： （1）整个辐射室中，作为辐射室传热热源的烟气只有一个温度（或称烟气平均温度），并与辐射室的烟气出口温度相同； （2） 将炉管看作一个吸热面，其温度等于炉管的

31、平均温度，把炉内除去辐射管排以外的其他耐火砖墙看作反射面，也具有相同的温度； （3） 烟气对流传递给反射面的热量全部被炉墙散失到大气中，而烟气辐射传递给反射面的能量全部炉墙反射还给管排； （4）烟气为灰气休，吸热面为灰表面。2.3.1 估算辐射段热负荷 辐射室内的传热源是高温火焰和炽热的气体。辐射内的传热方式如图1所示。 图2.辐射室内传热方式示意图 圆筒炉对流段采用钉头管或翅片管时，采用公式（8）进行估算： 式中： QR 辐射段热负荷，kJ/s ； Q 加热炉计算热负荷，kJ/s 。 现取 ： =2.3.2 选取辐射室炉管表面热强度炉管表面热强度是指单位时间内通过每平方米炉管表面积所传递的能

32、量1-5。炉管表面热强度值越高，表明完成相同的热任务所需要的传热面积越小。由于辐射室内炉管沿周向和长度方向均存在传热不均匀，辐射室炉管表面热强度是指辐射室所有炉管的平均值1-5,20-22。管式加热炉的辐射段炉管表面热强度通常先采用经验数据，然后进行校核。相关资料显示国外推荐的数据因其数值偏高以及范围太大，并不适合国内的管式加热炉设计。国内采用的管式加热炉辐射段炉管表面热强度的最佳值为（1600031000）kcal/m.h 1,2,10,11。 图3.辐射室热负荷所占比例的影响根据图3现取管式加热炉辐射段炉管表面热强度qR采用 30 kw/m 。2.3.3 估算辐射室炉管管壁温度 采用公式（

33、911）对辐射段炉管管壁温度进行估算： 式中： 辐射段炉管管壁的平均温度， ； 对流段油料入口温度， ； 辐射段油料出口温度， ； 辐射段油料入口温度， 。由于管式加热炉辐射段炉管表面热强度采用30kw/m ，公式（9）括号内的数)值为（3060），现取值为35 ；现取公式（10）括号内的数值为75% 。 代入数据，得：2.3.4 计算辐射室炉管加热表面积 根据选定的管式加热炉辐射段炉管表面热强度以及估算出来的辐射段热负荷，应用公式（12）进行辐射段炉管加热表面积计算： （12） 式中： AR 辐射段炉管加热表面积，m 。 代入数据后，得： 。2.3.5 确定辐射室炉管管程数、管径及管心距A

34、确定辐射段炉管管程数 相关资料显示：当管式加热炉辐射炉管表面热强度在（1600031000）kcal/m2.h 时，国内部分炼油厂的冷油流速在（1.11.5）m/s1,2。现取冷油的流速为1.5 m/s，辐射炉管管程数N=4。 B 确定辐射炉管管径、管心距 辐射炉管的管内径应用公式（13）求得： 式中： dif 管内径，m ； 管内流体在20时的密度，； 管内流体流速，； N 管程数。 代入数据，得：查国产炉管规格，选取 1146 规格。 则辐射段炉管内径为： ()-= 辐射段炉管管心距为： =2.4 辐射室炉体尺寸2.4.1 辐射炉管的节圆直径、有效长度炉管的有效长度与中心节圆的比值，称为高

35、径比。国外设计一般采用2.53.0，国内设计高径比一般选用1.72.51-5。现选用高径比为2.2 。炉管的节圆直径是指辐射炉管中心点形成的圆周；炉管的有效长度是指被加热炉管的直管长度5。 辐射炉管的节圆直径，可由公式（14）求解： 式中： Df 辐射段炉管节圆直径，m 。 代入数据，得： 则辐射炉管的有效长度为； 根据国产炉管规格，选取 。2.4.2 辐射炉管根数辐射炉管根数可由公式（15）确定： 式中： nf 辐射段炉管根数 。 代入数据，得： 实际炉管根数是管程的整数倍，取辐射炉管根数 。2.4.3 辐射段炉膛直径A 辐射段炉膛的节圆直径 确定辐射炉管根数后，可由公式（16）算出节圆直径

36、： 式中： 确定炉管根数后的节圆直径，m 。 代入数据，得： B 辐射段炉膛直径 可由公式（17）计算辐射段炉膛的直径： 式中： Df 辐射段炉膛直径，m 。 代入数据，得：2.4.4 辐射段炉膛高度炉体的结构设计将影响炉膛高度和炉管长度的关系。对于弯管位于炉内的辐射管，炉膛高度一般采取以下方法确定1： （1） 炉管向下膨胀 +Hf = Lf +上下弯头+高膨胀长度+上部间隙米0.3米； （2） 炉管向上膨胀 Hf Lf +上下弯头+高上部间隙0.3米。 注：上式中的膨胀长度按每米长膨胀10毫米计算。其中：上下弯头高： 膨胀长度：；上部间隙：0.3m。 则炉管向下膨胀时，辐射段炉膛高度 2.5

37、对流室炉体尺寸对流室是指靠由辐射室出来的烟气进行对流换热的部分。但实际上它有一部分辐射热交换，而且有时候辐射换热还占有很大的比例。所谓对流室不过是指“对流换热起支配作用”的部位5。2.5.1 对流室炉管管径、管心距根据炼油厂实际情况，为了便于设备管理，对流段炉管通常与辐射段炉管的规格一致，且对流段炉管采用钉头管23,24。 结合2.4节的数据，对流段的钉头管的规格1,23,24为 1146 ，排列方式见图4右侧，正三角形交错排列。则有：对流段炉管的内径= 0.102m=；对流段炉管管心距Sc = 0.228m=。图4.炉管的排列方式2.5.2 对流室炉管管长及对流室宽度A 对流室的外形长度对流

38、室的外形长度不得超过公式（18）的规定。 式中：LK 对流室外形长度，m 。代入数据后，得： 。 图5.对流室炉管位置B 初算对流室宽度 确定对流室宽度时应先考虑对流段每排炉管数，且每排炉管数应为对流管程数的整数倍（对流管程数与辐射段炉管程数相同）1-5。( 图6.对流室宽度示意图选取每排管根数为 16，根据公式（19）可初步计算出对流室的宽度：式中： S 对流室的净宽，m ； h 钉头管钉头高度，m 。 代入数据，得： () -+以炉膛直径Df的圆内接正方形边长= ；由此可见，SLZ 1，符合设计要求。C 确定对流管管长、每排管根数和对流室宽度 对于钉头管和翅片管，烟气质量流速可用公式（20

39、）来计算：式中： Mg 烟气重量流速，kg/m.s； Lc 对流段炉管长度，m ； ac 每米钉头管所占流通面积，m/m 。 每米钉头管所占流通面积可按公式（21）进行计算： =-+式中： 钉头管纵向间距，m ； ds 钉头管直径，m 。 当对流管的外径dc = 0.114m=时，标准钉头管的钉头数为10个/周，钉头直径为12mm，钉头高为25mm，纵向间距为16mm4,23,24 。 将上述数据代入公式（21），得：联立公式（20）、（21），得： 当采用钉头管时，烟气的质量流速一般在（24）kg / m.s 1,2,25 ，根据生产实际情况，现取 将上述数据代入公式（22），得： 据国产对

40、流段炉管管长规格，选。 D 验证烟气重量流速 由于烟气的重量流速与流通截面积成反比，或者说烟气的重量流速和对流段炉管的长度成反比。即 则有： 此计算值在（24）kg/m2.s的经验范围内，满足设计要求。 综上，对流段炉管的长2m，对流式宽 3.8m ，每排的炉管根数为16。2.6 辐射段传热核算2.6.1 当量冷平面当量冷平面是管排当量平面与有效吸收因数（即形状因子）的乘积1-5。 A 计算当量平面 当量平面是与管排具有同样吸热能力的有效装有管子的炉壁面积。可以用当量平面代替管排的方法简化热吸收过程的复杂性。总当量平面包括辐射段炉管的当量平面和遮蔽管的当量平面1-5。 采用公式（24）计算辐射

41、段炉管的当量 式中： Acp1 当量平面， m2。 代入数据，得： =遮蔽管位于辐射室与对流室交界处，接受高温烟气的直接辐射，又同时接受高速烟气流过时的对流传热的几排炉管1-5。 运用公式（25）计算遮蔽管的当量平面： （25） 代入数据，得： 图7.遮蔽管位置示意图B 确定有效吸收因数 辐射段炉管的管心距与外径的比值为2，单排管的有效吸收因数j为0.88， 双排管的有效吸收因数 为0.986，第一排管直接辐射的有效吸收因数 为0.661-5。由于穿过遮蔽管的热量可被后排的对流管全部吸收，取遮蔽管的有效吸收因数 为 1，简化计算。C 当量冷平面 总的当量冷平面可由公式（26）计算：代入数据，得

42、： =+2.6.2 总辐射交换因数总辐射交换系数与烟气的发射率（即烟气黑度）、反射面尺寸、炉膛体积等因素有关。 A 有效曝露炉墙面积 有效曝露炉墙面积可由公式（27）计算： 式中： AW 有效曝露炉墙面积， m ； 辐射段炉膛总面积， m 。 对于圆筒立式炉而言， 联立公式（27）、（28），得：将相关数据代入公式（29），得： 则有： 。B 气体辐射率气体的辐射率主要取决于三原子气体（CO2、H2O）的浓度、炉体的大小、气体温度及炉管管壁温度等因素。气体辐射率随着三原子气体浓度的增加而相应增加，随着气体温度的增加而降低。由于管壁温度在310 660 范围内对气体辐射率造成的测量误差小于1%，

43、故忽略管壁温度的影响1-5。 由文献2，图2-4当辐射段的过剩空气系数为1.2时，烟气中三原子气体的分压为0.24 atm 。对于圆筒炉而言，气体的平均辐射长度L=1Df=8.04m2。 则： 。（1）辐射段烟气出口温度 tp 为 700 ，气体辐射率为0.5882。根据气体辐射率为0.588， =0.53 ，得交换因数F=0.6352 。 （2）辐射段烟气出口温度 tp 为 1000 ，气体辐射率为0.5482。根据气体辐射率为0.548 ， = 0.53 ，得交换因数F=0.6052 。 2.6.3 辐射段热平衡辐射段热平衡是指辐射段热量的收支保持平衡。辐射段输入热量包括：燃料的总放热量、

44、燃烧空气的显热、燃料的显热；辐射段输出的热量：被炉管吸收的热量、各种热损失、烟气离开辐射段时携带的显热1-5。辐射段热平衡由公式（30）计算：式中： Qn 燃料的总放热量，kJ/s ； QR 被炉管吸收的热量， kJ/s ； qa 燃烧空气的显热， k J/s ； qf 燃料的显热， k J/s ； qL 各种热损失， k J/s ； q2 烟气离开辐射段时携带的显热， k J/s 。 将上式等号两边同时除以 ，这样方便图解计算： 2.6.4 辐射段烟气出口温度A 选取辐射段烟气出口温度当辐射段烟气出口温度tp为700 ，过剩空气系数a=1.2时， = 0.342 。 由于空气显热qa和燃料显

45、热qf 的值很小，可以忽略不计。 辐射段热损失，% ；取 = 0.02 。将上述有关数据代入公式（31），得：同理可得，当辐射段烟气出口温度 t p 为1000 时： ； ； 故：B 核算辐射段烟气出口温度 由A节得： 当 t p = 700 时， ； 当 t p = 1000 时， ；应用内插法计算后的辐射段烟气出口温度为：2.6.5 核算辐射段热负荷根据2.6.4节得到的辐射段烟气出口温度 t p =778.9 ，得 = 0.38122。 将上述有关数据代入公式（31），得： ；则，辐射室热负荷占总热负荷的比例为： 核算值在管式加热炉设计规范允许范围（7080）% 内，此值合理。2.6.6

46、 核算辐射段表面热强度 将相关数据代入公式（12）得： 2.6.7 核算辐射段油料入口温度及辐射段炉管壁温 由于辐射室的热负荷可表示成公式（32）的形式， 式中： QR 辐射室核算热负荷，kJ /s ； WF 油料流量，kg /s ； 辐射室入口处油料热焓，kJ /kg ； I v 1 辐射室出口处液态油与油汽的混合焓， k J / kg 。 联立公式（32）、（33），得：代入数据后，得：查石油馏分焓图得 =305.65。 将 =305.65代入公式（9）中得： ； 与估算的 365接近，故不重复计算。2.7 对流段的传热计算2.7.1 对流段热负荷对流段的热负荷可由公式（35）计算：式中：

47、 Qc 对流室热负荷， kJ/s ； Qr 过热蒸汽段热负荷， kJ /s 。 代入数据后，得： - 。=2.7.2 对流段内的传热平均温差由于对流段内的管排数较多，管内外的逆流程度高，可以按照纯逆流方式计算平均传热温差，流动形式见图6所示。 图8.烟气流动方向与管束垂直 式中： 对数平均温度差， ； ， 对流段油料入口、出口温度， ； ， 对流段烟气入口、出口温度， 。代入数据后，得：2.7.3 对流室炉管内膜传热系数A 不包括内膜结垢热阻在内的炉管内膜传热系数 不包括内膜结垢热阻在内的炉管内膜传热系数可由公式（37）计算：式中： 不包括内膜结垢热阻在内的炉管内膜传热系数，kJ /m .s

48、管内流体的重量流速，kg /m .s ； m 管内流体在平均温度下的黏度，cp ； 对流段炉管内径，m ； F 取1 ；由公式（13），得：代入数据后，得：将 代入公式（37）得： B 包括内膜结垢热阻在内的炉管内膜传热系数包括内膜结垢热阻在内的炉管内膜传热系数可由公式（37）计算： 式中： 包括内膜结垢热阻在内的炉管内膜传热系数， 。 内膜结垢热阻，将， 代入公式（39），得： 2.7.4 对流室炉管外膜传热系数A 不包括结垢内阻在内的钉头表面传热系数 对流室内炉管采用钉头管时，气体的辐射传热以及炉墙的辐射传热影响很小，可不计入。 钉头表面传热系数由公式（40）确定： 其中： 将相关数据代入

49、公式（40），得：B 包括结垢内阻在内的钉头表面传热系数 当对流室炉管采用钉头管时，结垢热阻为4.30 /kJ。用公式（41）计算： 式中： 包括结垢内阻在内的钉头表面传热系数， 。代入数据后，得 查文献2，图2-13 得：钉头效率 。 C 不包括结垢内阻的钉头管光管部分管外对流传热系数 采用公式（42）计算不包括结垢内阻的钉头管光管部分管外对流传热系数； 式中： hoc不包括结垢内阻的钉头管光管部分管外对流传热系数，。代入数据后，得：D 包括结垢内阻的钉头管光管部分管外对流传热系数 采用公式（43）计算包括结垢内阻的钉头管光管部分管外对流传热系数， 式中： 包括结垢内阻的钉头管光管部分管外对

50、流传热系数，代入数据后，得： E 钉头管外膜传热系数 钉头管外膜传热系数应用公式（44）计算： （44）式中： 图9.钉头管结构示意图 hso 钉头管外膜传热系数 ； ab 每米长钉头管光管部分的面积， m2 ； ao 每米长钉头管外表面积，m2 ； as 每米长钉头管钉头部分的面积，m2 。 其中： 由标准钉头管的相关性质得： 将上述数据代入公式（44），得： 2.7.5 对流管的总传热系数对流管的总传热系数应用公式（45）计算： 式中： Kc 对流管的总传热系数， 代入数据后，得：2.7.6 对流室内炉管表面积及管排数A 对流管表面积 运用公式（46）计算对流管表面积： 式中： Ac 对流

51、管表面积， 。 代入数据后，得：B 对流管的管排数 运用公式（47）计算对流管的管排数： 式中： Nc 对流管管排数 。 代入数据后，得： 排 即：对流管共7排，每排16根，每根管长2m。C 对流室的高度 运用公式（48）计算对流室的高度： （48）式中： Hc 对流室高度，m 。 将相关数据代入，得：2.7.7 对流炉管的表面传热强度 应用公式（49）求解对流炉管的表面传热强度：式中： qc 对流炉管的表面传热强度， 代入数据后，得：2.8 过热蒸汽段计算2.8.1 过热蒸汽段烟气平均温度运用公式（50）求解过热蒸汽段烟气平均温度： 式中： Tgr 过热蒸汽段烟气平均温度，K ； Ts1 对流段排烟温度，