柯克亞原油處理管式加熱爐的工藝設(shè)計目錄TOC\o"1-3"\h\u26523柯克亞原油處理管式加熱爐的工藝設(shè)計 184771.1原始數(shù)據(jù) 3142441.2加熱爐總熱負(fù)荷 314451.3燃燒過程計算 4273641.3.1燃燒低發(fā)熱值 4249801.3.2燃燒所需的理論空氣量 4229571.3.3過?？諝庀禂?shù) 4119271.3.4煙氣組成 4296261.4全爐熱平衡 6327461.4.1入爐溫度 679871.4.2出爐溫度 6233531.4.3爐效率 7269351.4.4燃料用量 725591.4.5火嘴個數(shù) 7216501.4.6煙道氣流量 716711.5輻射段的計算 7128771.1.1輻射室的熱負(fù)荷 7292321.1.2輻射管表面積、管徑、及管心距 8295211.1.3爐管長度、爐管數(shù)及爐膛尺寸 8277191.1.4對流室主要尺寸 890331.1.5當(dāng)量冷平面面積 950591.1.6有效反射面面積及當(dāng)量冷平面之比值 9205471.1.7煙氣的黑度 9178351.1.8總輻射交換因數(shù) 1098991.1.9輻射室熱平衡 10148981.1.10求輻射室出口煙氣溫度 10116421.1.11輻射段熱負(fù)荷 1155571.6對流室的計算 12296301.6.1對流室的熱負(fù)荷 12160401.6.2對流室主要尺寸 12295111.6.3對流室高度 1820511.6.4全爐熱效率 1866431.7爐管內(nèi)的壓力降 18317201.7.1確定汽化段的當(dāng)量長度 18138721.7.2汽化段中氣、液兩相的混合密度 19124341.7.3汽化段中氣、液兩相的混合流速 19104091.7.4汽化段的壓力降 2086721.7.5汽化點處的壓力 2031281.7.6重復(fù)計算 2071451.7.7用作圖法求解汽化段的壓力 21201181.7.8加熱段的壓力降 21264961.8煙囪的設(shè)計計算 22182731.8.1煙囪的直徑 22121801.8.2煙囪和對流室產(chǎn)生的抽力 2221531.8.3總壓力降 23147021.8.4煙囪的最低高度 261.1原始數(shù)據(jù)1.1.1被加熱介質(zhì)（1）冷原油（20％之于原始油的）溫度進(jìn)爐溫度出爐（2）飽和水蒸氣進(jìn)口壓力出口壓力（3）初底油1.2加熱爐總熱負(fù)荷1.2.1各個介質(zhì)相應(yīng)溫度下的比焓（1）全爐熱負(fù)荷（2）冷進(jìn)料吸熱，查文獻(xiàn)[2]熱焓圖3-17得查文獻(xiàn)[2]熱焓圖3-17得則（3）水蒸汽吸熱為溫度入爐水蒸汽，入爐壓力為查文獻(xiàn)[2]熱焓圖得為溫度水蒸汽出爐，出爐壓力為查文獻(xiàn)[2]熱焓圖得則（4）初底油吸熱溫度于初底油入爐，于溫度初底油出爐，又由混合焓前得爐出口處則（5）全爐熱負(fù)荷1.3燃燒過程計算1.3.1燃燒低發(fā)熱值如下其組成，加熱燃料為渣油減壓于柯克亞原油：1.3.2燃燒所需的理論空氣量空氣/kg燃料1.3.3過?？諝庀禂?shù)為取密度于空氣，＝取系數(shù)于過?？?，L0=L0=1.3.4煙氣組成（1）含量于煙氣（2）分率摩爾于煙氣地各個組分占（3）質(zhì)量煙氣于燃料產(chǎn)生于每千克求煙焓值并作圖所示于表5-1熱焓值于常用氣體有文獻(xiàn)[表3可以得。表5-1煙氣焓值由此作煙氣焓值圖，見圖5-1。圖5-1煙氣焓值圖1.4全爐熱平衡1.4.1入爐溫度（1），包括燃料的顯熱的低發(fā)熱量，燃料，空氣和霧化蒸氣帶入爐內(nèi)。即kcal/kg（2），其中kcal/kg℃℃取燃料進(jìn)爐溫度則kcal/kg（3）取空氣入爐溫度℃則查得kcal/kgkcal/kg（4）kcal/kgkcal/kg=kJ/kg1.4.2出爐溫度℃,查煙焓圖得kcal/kg（2）kcal/kg（3）kcal/kg1.4.3爐效率假設(shè)對流段出口溫度比最低進(jìn)料高100℃，則：℃查煙焓圖5-1得：當(dāng)為230℃時，煙氣帶走的熱量為kcal/kg煙氣=kJ/kg煙氣，則煙氣帶走的熱損失系數(shù)為9.95%取決于全爐的熱損失3%所以，加熱爐的效率=1--=1.4.4燃料用量B==kg/h1.4.5火嘴個數(shù)假設(shè)所選的標(biāo)準(zhǔn)點火嘴是因此,其實際燃油的使用量小于總額規(guī)定的噴油容器的使用能力?；鹱靹t需=≈12個1.4.6煙道氣流量，kg/h=9.08kg/s1.5輻射段的計算1.1.1輻射室的熱負(fù)荷加熱爐的爐室總熱荷載負(fù)荷量為mw,現(xiàn)在采取整個輻射全爐室總熱荷載負(fù)荷q,qr為整個輻射全爐總熱荷載負(fù)荷的80%,則輻射管管壁平均溫度=℃=℃1.1.2輻射管表面積、管徑、及管心距選用輻射管表面熱強度kw/m2m2同時選管內(nèi)初底油流速，管程數(shù)為，則所需爐管內(nèi)徑為di為：選ф1278爐管，則管心距Sc為：1.1.3爐管長度、爐管數(shù)及爐膛尺寸高徑比取輻射管直管長度及爐膛直徑L=m選取長度Lef=16m加熱爐管爐管數(shù)根所以取爐管數(shù)為112根節(jié)圓直徑：m爐膛直徑：爐膛高度：.1.1.4對流室主要尺寸（1）對流室長（2）對流室寬b＝（3）煙氣質(zhì)量流速假設(shè)Lc=4.87m，則代入上式2.26因為2<<4，滿足條件，則Lc，b合理。1.1.5當(dāng)量冷平面面積輻射管冷平面=查文獻(xiàn)[7]P53圖8-4＝0.88（單排單面）1.1.6有效反射面面積及當(dāng)量冷平面之比值爐膛總面積有效反射面積＝－Acp＝有效反射面積與當(dāng)量冷平面積之比比值：0.3551.1.7煙氣的黑度＝1.2，由文獻(xiàn)[7]P56圖8-6查得由文獻(xiàn)[7]P56表8-1知煙氣平均輻射長度為查文獻(xiàn)[7]P57圖8-7，假定輻射室出口煙氣溫度，則煙氣的黑度為＝0.6551.1.8總輻射交換因數(shù)根據(jù)＝0.355及＝0.655，查文獻(xiàn)[12]P55圖8-5得F=0.6761.1.9輻射室熱平衡查文獻(xiàn)[2]圖2-2得1.1.10求輻射室出口煙氣溫度當(dāng)根據(jù)公式作吸收曲線如圖5-2，假設(shè)不同的Tg求出不同的，列表如下：表5-2煙氣吸收曲線列表查文獻(xiàn)[7]P19圖2-2700℃時，；900℃時，由得煙氣黑度查文獻(xiàn)[7]P55圖8-5得：時，時，代入以上公式：時，＝A點時，=B點圖5-2作圖法求煙氣出口溫度1.1.11輻射段熱負(fù)荷（1）當(dāng)tp=775℃查煙焓圖5-1得，=0.343占加熱爐總熱負(fù)荷的（2）輻射管表面熱強度==（3）輻射室油品入口溫度tw輻射室出口處油品的總熱焓量為：輻射室入口每千克油品的比焓＝查油品熱焓圖得溫度為313℃（4）管壁平均溫度TwTw=與假設(shè)的402℃相近，不必重算。1.6對流室的計算1.6.1對流室的熱負(fù)荷1.6.2對流室主要尺寸1.6.2.1對流室下段（初底油）計算傳熱（1）熱量于初底油吸收：為其比焓值，溫度于煙氣出輻射段，假設(shè)煙氣出口溫度為t2，Ht2為其比焓，有根據(jù)熱平衡解得，查煙焓圖5-1得T=煙氣平均溫度Tg=（2）管內(nèi)膜傳熱系數(shù)管徑di=0.109m，管內(nèi)介質(zhì)質(zhì)量流速=1.5=1.5(3)外膜當(dāng)對熱導(dǎo)流段無法使用時在釘頭或鋼管的加熱情況下外膜的對流傳熱系數(shù)a.釘頭表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)包括結(jié)垢熱阻在內(nèi)的釘頭表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)=b.釘頭效率包括結(jié)垢熱阻在內(nèi)的釘頭表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)d.釘頭外膜傳熱系數(shù)每米管長光管的表面面積：=每米管長釘頭部分表面面積：每米管長釘頭外的光管部分表面面積：（4）總傳熱系數(shù)Kc1=（5）對流管表面積及管排數(shù)＝（排），取5排（6）對流管表面熱強度kJ/m2h=73.74kw/m21.6.2.2對流室中段（過熱水蒸汽）對流傳熱計算（采用1管程）（1）傳熱溫差及熱負(fù)荷過熱水蒸氣的吸收量：解得查煙焓圖得傳熱溫差：煙氣平均溫度Tg=（2）管內(nèi)膜傳熱系數(shù)b＝假設(shè)Lc=6.5m則0.985校核：3.87因為2<<4滿足條件Lc，b合理。管內(nèi)介質(zhì)質(zhì)量流速GF===5＝(3)外膜當(dāng)對熱導(dǎo)流段無法使用時在釘頭或鋼管的加熱情況下外膜的對流傳熱系數(shù)a.釘頭表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)包括結(jié)垢熱阻在內(nèi)的釘頭表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)b.確保了釘頭的效率,所需要采用的是以127為標(biāo)準(zhǔn)的釘頭,其中最大釘頭高0.025m當(dāng)時，有包括結(jié)垢熱阻在內(nèi)的釘頭表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)d.釘頭外膜傳熱系數(shù)每米管長光管的表面面積：每米管長釘頭部分表面面積：每米管長釘頭外的光管部分表面面積：

=（4）總傳熱系數(shù)Kc2（5）對流管表面積及管排數(shù)＝=2.5（排），取3排（6）對流管表面熱強度地=1.6.2.3對流室上段（冷原油）對流傳熱計算（采用4管程）解得，查煙焓圖得T=煙氣平均溫度（2）管內(nèi)膜傳熱系數(shù)b＝=（0.127+1000/16×0.012×0.025×2）Lc假設(shè)則0.985校核：3.87因為2<<4滿足條件Lc，b合理。管內(nèi)介質(zhì)質(zhì)量流速GF==kg/（m2s）=1.5＝1.5kcal/（m2h℃）(3)外膜當(dāng)對熱導(dǎo)流段無法使用時在釘頭或鋼管的加熱情況下外膜的對流傳熱系數(shù)（a）釘頭表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)＝包括結(jié)垢熱阻在內(nèi)的釘頭表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)=（b）釘頭效率所需要采用的木板釘頭均為12個標(biāo)準(zhǔn)木板的釘頭,木板高0.025m，當(dāng)＝63.35kcal/（m2h℃）時，有(c)釘頭管發(fā)射式光管各部件之間的對流傳熱系數(shù)＝包括結(jié)垢熱阻在內(nèi)的釘頭表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)=（d）釘頭外膜傳熱系數(shù)每米管長光管的表面面積：=每米管長釘頭部分表面面積：每米管長釘頭外的光管部分表面面積：（4）總傳熱系數(shù)Kc1=（5）對流管表面積及管排數(shù)＝（排），取14排（6）對流管表面熱強度1.6.3對流室高度對流室設(shè)置一排遮蔽管（127×8）總排數(shù)為排HL=m對流室爐管總根數(shù)＝24×6＝144根1.6.4全爐熱效率查煙焓圖5-1，在煙氣出口溫度為295℃1.7爐管內(nèi)的壓力降1.7.1確定汽化段的當(dāng)量長度假設(shè)Pe=0.3Mpa，由附錄B初底油的p-T-e相圖查得此時汽化點溫度為361℃，液相比焓為。輻射管的當(dāng)量長度：取=60，則：==489.18m汽化段當(dāng)量長度m1.7.2汽化段中氣、液兩相的混合密度K0.254MPa假設(shè)汽化段氣相摩爾質(zhì)量，則汽化段氣相密度：=10.1kg/m3在汽化段平均條件下可得液相密度：汽化段平均氣化率：汽化段氣液相混合密度：1.7.3汽化段中氣、液兩相的混合流速汽化段氣液相混合流速：m/s1.7.4汽化段的壓力降摩擦系數(shù)：汽化點處壓力降：MPa汽化點處壓力：=1.7.5汽化點處的壓力汽化點處壓力：=與假定Pe＝0.3MPa不符，需重復(fù)以上計算。1.7.6重復(fù)計算m（2）混合密度汽化段中氣、液兩相的汽化段平均溫度汽化段平均壓力取MV=210kg/kmol，則14.38kg/m3可得液相密度條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氣液兩：（3）混合流速汽化段中氣、液兩相的m/s（4）汽化段的壓力降摩擦系數(shù)：=0.046MPa（5）汽化點處的壓力Pe=0.046+0.208=0.254MPa，與假定Pe＝0.5MPa不符。1.7.7用作圖法求解汽化段的壓力第一次計算結(jié)果比值，A點第二次計算結(jié)果比值，圖5-3加熱爐爐管壓降圖1.7.8加熱段的壓力降該點液相比焓值為=918.6kJ/kg，當(dāng)汽化段的壓力為時，得汽化點的溫度為348℃。重新計算當(dāng)量長度應(yīng)真正的汽化段.汽化段當(dāng)量長度：m則輻射管加熱段的當(dāng)量長度：489.18－300.52=188.66m對流管（包括遮蔽管）的當(dāng)量長度：==471.89m總當(dāng)量長度所以汽化點以前的：爐管平均溫度：汽化點以前密度平均于管內(nèi)介質(zhì)的：流速于管內(nèi)平均：m/s摩擦系數(shù)：故壓力降于爐管于汽化點以前的：0.084MPa壓力降總于爐管：壓力對流室于爐管入的：1.8煙囪的設(shè)計計算1.8.1煙囪的直徑質(zhì)量流速于煙氣Gg=3.5kg/（m2s），則Ds===2.0m（一般）1.8.2煙囪和對流室產(chǎn)生的抽力溫度取大氣為1023k為輻射溫度平均于陽光對流輻射室內(nèi)內(nèi)煙氣的輻射溫度,其中為平均于陽光輻射對流室內(nèi)對煙氣的輻射溫度,煙氣于一個煙囪的平均溫度窯內(nèi)的,高于爐膛,低于窯內(nèi)煙氣的并對流于溫室,(1)p囪的煙囪在其中所其時產(chǎn)生的吸力<br>(2)p囪在煙囪所其中產(chǎn)生的最大吸力煙氣對流于溫室的（1）P煙囪產(chǎn)生的抽力（2）P產(chǎn)生抽力對流室的（3）抽力于總= 1.8.3總壓力降（1）輻射室于煙氣至壓