加热炉计算概要课件

1、管式加热炉一、加热炉热负荷及热平衡计算 二、炉内燃烧过程计算 三、炉内辐射换热计算 四、炉内对流传热计算 五、阻力降计算 六、氮氧化物的生成和控制 一、加热炉热负荷及热平衡计算 热负荷计算、热平衡计算、热效率计算 （一）热负荷计算热负荷：加热炉单位时间炉管内介质吸收的热量称为有效热负荷，简称 热负荷，单位为千卡/时或kw/h。总热负荷：原料和水蒸汽通过加热炉所吸收的热量以及其他热负荷如注 水汽化热等称为总热负荷。 加热炉的总热负荷可以根据各介质进出炉的热焓及汽化率来计算： 式中Q 加热炉总热负荷，千卡时； WF油料流量，公斤时； Ws过热蒸汽量，公斤时； e 原料气化率，； IL加热炉炉出口温

2、度下油料液相热焓，千卡公斤； IV加热炉炉出口温度下油料气相热焓，千卡公斤； Ii加热炉炉进口温度下油料液相热焓，千卡公斤； Is1过热蒸汽进口时热焓，千卡公斤； Is2过热蒸汽出口时热焓，千卡公斤； Q其他热负荷，如注水汽化热等，千卡时。 加热炉的设计热负荷通常取计算热负荷的1.151.2倍。 热负荷的影响因素：(1)原料油的性质、流量、进出口温差、生产要求的汽化率(如果原料油在炉管内有化学反应还应包括所需的反应热)；(2)水蒸汽流量、进出口温差和进炉前蒸汽含水量。 原料油处理量越大，流量越大，进出口温差越大，炉子热负荷越大。 汽化率是液体原料油加热汽化的百分数，由生产工艺确定。汽化率越高，

3、炉子热负荷越大。 水蒸汽流量越高，进出口温差越大，炉子热负荷越大。 蒸汽内含水量越多，过热蒸汽在炉内吸收较多的热量，炉子热负荷越大。 装置炉型流量 吨/时热负荷 万千卡/时总计辐射室对流室延迟焦化方箱炉24401.4276125.4蒸馏双斜顶炉22518961405491催化裂化立式炉77.6926-铂重整立式炉119.511142842300铂重整圆筒炉12.82133-延迟焦化无焰炉611240678562表81 某些管式炉热负荷示例（二）热平衡计算 1 热平衡通式 对于连续生产的管式炉，根据能量守恒定律，输入能量应等于输出能量，即有下列关系式： 式中： Qgg供给能量，Qyx有效能量，Q

4、ss损失能量，kcalh 2 热平衡体系的划分 为进行热平衡计算而划分的范围，叫做热平衡体系。体系划分的范围不同，热平衡计算所包括的项目也不同，计算所得的热效率也不相同。体系范围的划定取决于评价对象、测试目的和要求。划分体系范围时，应该考虑整个体系的收入和支出项目尽可能的少，同时所有项目的测量是简单可行的。根据这些原则，常见的管式炉及其余热回收系统的体系划分如图8.18.3所示。 图8.1 仅加热工艺介质 图8.2 烟气预热燃烧空气 图8.3 闭路循环热载体预热燃烧空气 式中：B燃料用量；QD燃料低热值和显热及雾化蒸汽显热之和，kcal/kg燃料；Qk空气带入体系的显热，lcal/kg燃料；Q

5、2-Q1 有效热量，即热负荷kcal/h；q1-3排烟损失与燃料低热值之比；q4散热量与供给热量之比；Qz排烟中蒸汽带走的热量，kcal/kg燃料。3 热平衡的基准温度在进行热平衡计算时，涉及到计算的起始温度，即基准温度。世界各国采用的热平衡基准温度不尽相同，如0、15.6(60F)、20、25、大气温度等。其中采用15.6的较多。我国国家标准热设备能量平衡通则(GB 258781)规定：“原则上以环境温度(如外界空气温度)为基准。若采用其它温度基准时应予以说明。” 对于同一体系，在其他条件和参数完全相同的情况下，基准温度不同，计算出的热效率值就不相同，按此求得的燃料用量当然也不同。所以对基准

6、温度有必要作出统一的规定。 以环境温度作为基准温度较符合实际，适用于对运转中的管式炉进行实际考核。但是，环境温度是一个变量，用于设计炉子或对全国各地同类炉子进行热效率比较时，又会产生困难。在这种情况下还是以某一固定的温度(如15.6或0)为基准温度较为方便。（三）热效率1、热效率：热效率表示管式炉体系中参与热交换过程的热能的利用程度。它的供给能量中一般只包括燃料低热值和燃料、空气及雾化蒸汽带入的显热。损失能量包括排烟带走的热量和散失的热量。它便于计算燃料耗量，是衡量管式炉燃料利用情况的一项重要指标。从这个意义上说，它也可以叫做“燃料效率”，用 表示。2、综合热效率：国家标准GB2588-81中

7、定义的热效率，在供给能量中还包括了外界供给体系的电和功（如鼓风机、引风机和吹灰器电耗，吹灰器蒸汽消耗等）。这些电和功一般不转化为有效能，几乎全部变为由于摩擦引起的能量损失。因此在供给能量中加上表示电和功的项 N，在损失能量中也增加一项数值与 N 相等的损失能量，以 N 表示。这样定义的热效率，称为综合热效率，是一项综合性的技术经济指标，用 表示。 3、热效率计算式：管式炉的热效率是其供给能量的有效利用程度在数量上的表示。即有效能量对供给能量的百分数：、 （正平衡） （8.4） （反平衡） （8.5）二、炉内燃烧过程计算 （一）燃料的热值燃料的热值与燃料的组成有关，热值分高热值与低热值两种。高热

8、值是燃料完全燃烧后生成的水已冷凝为液体水的状态时计算出来的热值。低热值是燃料完全燃烧后生成的水为蒸汽状态时的热值。在计算中常常只用到低热值（露点问题）。 1、液体燃料的高、低热值由下列公式计算： Qh81C十300H十26(SO) (8.6) Ql81C十246H十26(SO)6W (8.7)式中Qh、Ql-液体燃料的高、低热值，千卡公斤(燃料)； C、H、O、S、W在燃料中的碳、氢、氧、硫和水分重量百分率，常用1号原油燃料油中含C 88 ，H 12 ， S、O、W微量。 9号原油燃料油中含C 88.3 ，H10.5 ，S1.2 ，O、W微量。2、气体燃料的高、低热值由下式计算： Qhqhiy

9、i (8.8) Qlqliyi (8.9)式中Qh、Ql气体燃料的高、低热值，千卡标米3(燃料气)；qhi、qli气体燃料中各组分的高、低热值，千卡标米3；yi气体燃料内各组分的体积百分率，qhi和qli的值由表8-3查得。表83：气体组分的高低热值气体组分重量热值 千卡/公斤体积热值 千卡/标米3高热值qhi低热值qli高热值qhi低热值qli甲烷133001195495008529乙烷12300113501640015186丙烷12000110702300021742异丁烷-109042830026100正丁烷11800109323000028281异戊烷1170010183-32200正

10、戊烷1160010840-34818正己烷1150010780-42100正庚烷-107374720043700正辛烷-107055400050000乙烯1210011272-14204丙烯1180010942-20638异丁烯118110835-27400乙炔1200011600-13483苯101009698-34870氢3450029450-2650一氧化碳-2420-3018硫化氢39503650-3710乙醚8900-注：为1号原油减压渣油数据。为9号原油减压渣油数据。 表8-3：气体组分的高低热值 表84 常用燃料油的高低热值燃料油比重低热值 千卡/公斤高热值 千卡/公斤0.924

11、810025106800.96009720103001.0000961010170注：为1号原油减压渣油数据。 为9号原油减压渣油数据。（二）理论空气量 燃料完全燃烧时所需的空气量为理论空气量。液体燃料所需理论空气量可用下式计算： (8.10) (8.11)式中 Lo燃料的理论空气量(重量)，公斤空气公斤燃料； Vo燃料的理论空气量(体积)，标米3空气公斤燃料。 气体燃料所需理论空气量可用下式计算： (8.12)式中 气体燃料的重度，公斤标米3。气体组成均为体积百分率。对于不知道化学组成的液体或气体燃料可由图8.4、图8.5查得所需理论空气量。 图8.4 燃料油的低发热值与燃烧烟气量的关系 图

12、8.5 燃烧气的低发热值与燃烧烟气量的关系 （三）过剩空气系数实际进入炉膛的空气量与理论空气量之比叫做过剩空气系数。在合理控制炉子燃烧的条件下，烧油时过剩空气系数应为1.2，烧气时应为1.1。过剩空气系数太小会使热分布恶化，小于1.05时将腐蚀炉管。过剩空气系数太大会降低火焰温度，减少三原子气体浓度，降低辐射热的吸收率，使炉效率降低。过剩空气系数每降低10可使炉子热效率提高11.5。由于过剩空气系数对炉效率影响很大，故在操作中应注意控制炉子的燃烧条件，使过剩空气系数的数值不超过允许范围。在进行加热炉核算时，如已知烟气分析结果，可根据下列公式计算实际过剩空气系数： （8.13）式中: 过剩空气系

13、数； O2、N2烟气中氧、氮的体积百分率，。若只知道烟气中氧含量时可用图8.6查出 值。图8.6 烟气中氧含量与过剩 空气系数的关系 （四）炉效率 加热炉的热效率取决于加热炉的排气温度，合理的控制排气温度可以得到理想的热效率。在计算时，当对流段采用光管时，离开对流段的烟气温度ts可假定较对流段油料入口温度 高80-120；对流段采用翼片管或钉头管时，可假定ts 1 十(45-80)；采用废热回收并使用翼片管时，可假定ts饱和蒸汽温度十(25-45)。对于某些大负荷的加热炉或进料温度较高的加热炉，对流段排出热量较大时应考虑废热回收以提高炉子的热效率。目前带有预热或余热回收系统的加热炉，热效率常在

14、85-90%。 根据文献介绍，按加热炉热负荷确定热效率的大致数字如下： 热负荷，千卡时 热效率， 25106以上 8090 7.6106-25106以上 7585 0.76106-7.6106以上 7080 0.76106以下 5570 热效率由下式计算： （8.14）式中:热效率，； 辐射段加对流段总热损失，； 烟气出对流段带走的热量，。根据过剩空气系数 和烟气出对流段温度ts，由图8.7可查得烟气带走的热量。 通常老式方箱炉辐射段热损失约36，对流段热损失约12。立式炉和圆筒炉辐射段热损失约13，对流段热损失约12。 图8.7烟气带走热量百分率图 图8.7烟气带走热量百分率图 （五）燃料用

15、量 （8.15）式中 B燃料用量，公斤时；Q加热炉总热负荷； Q1燃料低热值。（六）烟气流量由下式求得： （8.16）式中Wg烟气流量，公斤时； Ws雾化蒸汽流量，% 。当烧油时 Ws0.5(或按喷嘴要求决定)。当烧气时 Ws0三、管式加热炉内辐射换热计算 （一）辐射传热的基本概念 物质受热引起其内部原子结构中电子的振动或激发后，会对外发射出辐射能，这种能量以电磁波的形式发射并传播，当辐射到另一物体被吸收时转变为热能。能全部吸收辐射能的物体称为绝对黑体或黑体，能全部反射辐射能的物体称为白体，自然界中绝对黑体和绝对白体都是不存在的。能全部透过辐射能的物体称为透热体。能部分吸收和反射辐射能的物体称

16、为灰体。（二） 物体的辐射能力1 绝对黑体的辐射能力 物体在一定温度下，单位时间内从单位面积上以辐射形式放出的热量称为该物体在该温度下的辐射能力，单位为W/。实验证明，物体的温度越高，其辐射能力越强，绝对黑体的辐射能力与热力学温度的四次方成正比。 即 （8.17）式中 0黑体的辐射常数，其数值为：5.6710-8W/（m2k4） T黑体表面的热力学温度，K。 上式为斯蒂芬-波尔兹曼定律的数学表达式，表明了黑体的辐射能力与温度的关系。为了方便起见，工程上常用下式表示： （8.18）式中C0=5.67W/（m2k4），为黑体的辐射系数。2 灰体的辐射能力 任何物体的辐射能力和吸收率之比是定值，所以

17、一定温度下物体的辐射能力越大，则吸收率越大。黑体的吸收能力最大，它的辐射能力也最大。灰体的辐射能力与同温度下黑体的辐射能力之比称为黑度，用下式表示 （8.19）故灰体的辐射力为 （8.20）（三）管式加热炉辐射传热计算 1、经验公式法（1）辐射室辐射传热的特点 在辐射室存在两股温度相差悬殊的流体，一股是以炽热的火焰和烟气流为主体的热流体，一股是在管内流动着的温度较低的冷流体。高温烟气流的辐射热通过管排表面传递给低温冷流体。因此若把高温烟气流视为热面，而把通过管排轴线的布管平面 视为一个假想的冷面，则热面和冷面相互之间进行辐射传热，使冷面净增的的辐射热量可以用下式计算： （8.21） 总辐射系数

18、；A传热面积 角系数，表示从热面发射的辐射能投到冷面上的百分数。 但实际上，辐射室的传热情况要比上述的情况更为复杂。燃料在辐射室燃烧的结果，生成含有CO2、H2O、SO2等组分的高温烟气。在燃烧中，从燃料中分解出许多悬浮着的游离碳，形成了火焰。在火焰形成的同时，便向周围空间辐射热能，辐射线的一部分投射到向火面一侧炉管外表面，另一部分通过炉管与炉管之间的间隙投射到炉墙上。炉墙将接受的辐射热以直接反射的方式投射到炉墙一侧的炉管外表面和附近的烟气。由此可见，辐射室中实际的传热状况与两个温度不同的绝对黑体平行平面的简单传热状况有很大差别。2、区域法 管式加热炉炉膛空间中的烟气、耐火墙、炉管各自的温度、

19、性质不均匀。如果把它们分成若干块，并把每一块称为一个区，当这些区足够小的话，或者说炉膛一定，区的数量足够多的话，每一区的温度、性质必趋于相同。每一区在发射辐射能的同时又接受来自其他各区的辐射能。这样，计算炉膛的辐射热交换就变成了具体地计算各区之间的辐射热交换。计算出各区的温度，也就相应的得到了温度分布。3、蒙特卡罗法 蒙特卡罗法在进行计算时把系统分为若干表面区和气体区。在区域法中，提出交换面积这一概念，并用之计算辐射热交换，在蒙特卡罗法中则用能束来模拟发射、吸收、反射等实际过程，统计每区能束的得失从而计算辐射热交换。能束从发射开始直到最后被表面或气体吸收的全部历程是由一系列随机数来决定的。这些

20、随机数决定其发射位置、方向、光谱区间、行程长度以及反射和吸收。和热射线的运行一样，能束在均匀介质中按直线前进。如果对能束进行跟踪，记录它自发射到被吸收的历程，最后可以统计出系统中各区发射和吸收能束数的多少，作为工程上感兴趣的温度分布、热通量的计算基础。四、对流传热计算 对流传热是指流体各部分之间发生相对位移所引起的热量传递方式。加热炉对流室的热负荷占全炉热负荷的20-30%。 对流过程分为两种：一种是自然对流，其原因是流体各部分温度、密度有差异；另一种是强制对流，其原因是受到了外力作用（如泵输送液体，压缩机输送气体等）。 流体流动状态对对流传热效果有显著影响。根据其雷诺数Re的大小，流体流动可

21、以分为层流、湍流和过渡流三种。Re小于2300时，流体处于层流流动，其质点沿管轴线做规则的平行流动，各质点互不碰撞混合。Re大于10000时，流体流动属于湍流，其质点做不规则的杂乱运动，互相碰撞产生旋涡。Re介于2300和10000之间时，流体流动状态属于过渡流，稍有扰动就会发展为湍流。 在层流状态下，各流体层之间互不混杂，对流传热主要依靠流体层间的热传导，导热系数低，传热系数较低。在湍流情况下，不仅存在热传导，而且有热对流，并且热对流占主导作用，对流传热系数显著提高。 管式加热炉内的对流传热主要在流体与管壁之间，与流体的流动状态密切相关，主要有管内膜传热和管外膜传热。 （一）管内膜传热系数

22、管内膜传热系数指炉管内流体与炉管内壁间的传热系数。1、单相流内膜传热系数 加热炉炉管内，当流体温度尚未达到泡点以前只存在着液相或者气相，故为单相流。流体的流动般为强制紊流。1930年，D1ttus和 Boelter用在圆管中得到的湍流传热数据进行关联，得到了如下的准数方程式 Nu 0.023Re 0.8Prb (8.26)式(8.26)适用于下列条件：Re104，0.7Pr100， 60。当加热时b0.4，冷却时b=0.3。 对于粘度比较大的流体，如各种石油馏分，采用S1eder和Tate的公式则更为适用，其准数式表达如下： （8.27）式中 努塞尔特准数 ；雷诺准数 ；普兰特准数 ， w分别

23、为管内流体在平均温度下和管壁温度下的粘度, kgm 2h; hi管内膜传热系数，kcalm 2h； Di管内径，对非圆形管则为当量直径，m； Gi管内流体的重量流速，kgm 2h； Ci，管内流体的比热，kcalkg； ki，管内流体的导热系数，kcalmh。使用式(8.27)时，应注意流体的物性，除w外，其他各种物性都应采用平均温度进行计算。所谓平均温度指管段进、出口流体的算术平均温度。式(8.27)适用于下列条件：Re104，0.7P rl 6700， 60。2、混相流的内膜传热系数 当加热炉炉管内流体温度达到泡点时，管内开始出现气相。随着温度的升高，气相所占的比例愈来愈大，管内流体转变为

24、两相流或称混相流。起初的流动状态是气泡流，逐渐发展为块状流、环状流，最后成为喷雾流。水平管内混相流的发展情况竖直管内混相流的发展情况(1) 气泡流、块状流和环状流区域 在气泡流、块状流和环状流区域中，实质上是泡核沸腾传热与混相流强制对流传热的综合传热过程。Chen提供的混相流内膜传热系数为 hjShb十htp (8.28)式中h b为泡核沸腾膜传热系数，其计算式系Chen利用Foster和Zuber的结果修正得到，即 (8.29)式中 kL液相的导热系数，kcalmh；CL液相的比热， kcalkg；液体的表面张力；kgmL液相的粘度， kgm2h；入液体的汽化潜热，kcalkg；L,g分别为

25、液相和气相的密度，kgm 3；t管壁温度和液体沸腾温度之差，；P在对应的管壁温度和液体沸腾温度之差t下，液体的蒸气压之差，kgm2； gc换算系数， gc127108 kgmh2kg。 (2) 喷雾流区域 在喷雾流区域的管内膜传热系数，Lavin和young 用弗利昂12和弗利昂22进行实验，结果归纳出了下述关系式： （8.30）上式中各种物性，如导热系数k，比热C，粘度等均标以下标g，表示气相性质。式中: Gg气体的重量流速，kgm 2h；X-气体的流量分率；WL，Wg分别表示液体和气体的流量，kgh。3、管内结垢热阻 加热炉炉管在操作一段时间以后，管内流体可能会析出一部分固体，或者是炉管局

26、部过热使流体分解、缩合引起结焦，这种现象一般叫做管内结垢。结垢物严重妨碍传热的进行。由于结垢而产生的热阻叫做结垢热阻。 对流管的总传热系数Kc与管内、外传热系数hi、h0，管内、外结垢热阻Ri、R0，及金属壁热阻/kw的关系为： （8.31）式中 Kc以管外表面积为基准的总传热系数，kcal/ m 2h ； -管壁厚，m； kw管壁的导热系数，kcal/ m h （二）管外膜传热系数 烟气对炉管的外膜传热系数，应根据管子的种类(光管，翅片管或钉头管)以及烟气的流向与管子的相互关系(平行，垂直或斜交)，而采用不同的计算公式。同时，不论烟气是自然对流或是强制对流，一般都可认为流动状态处于湍流区内。

27、1 光管的外膜传热系数 (1)烟气流动的方向与管束平行管束的管外膜传热系数的公式为： （8.31）式中： kg烟气的导热系数，kcal/ m2h； Reg烟气的雷诺数，； Prg烟气的普朗德准数，； Gg烟气的质量流速，kg/m2h； Cg烟气的比热，kcal/kg； 烟气的粘度，kg/mh； De对流室的当量直径，m； Lw对流室高度，m。(2)烟气流动的方向与管束垂直管束的管外膜传热系数，可用Fishinden和Saunder提出的准数方程式： （8.32）式中 CH与管束的排列方式（正方形或三角形），管心距与管外径之比值，以及雷诺数有关的系数； 管排数的校正系数。当管排在10排以上时，l

28、.0； D0管外径，m； Gmax烟气在最小自由截面处的质量流速。 2、翅片管和钉头管的外膜传热系数 在加热炉的对流室中，由于管外烟气的膜传热系数比管内介质的膜传热系数小得多，所以起控制作用的热阻在烟气一侧。一般为了提高对流室的传热速率，多在对流室设置或部分设置翅片管或钉头管。就对流管的表面热强度而论，如果都以光管外表面积为基准，光管的表面热强度50007000kcalm 2h，而翅片管或钉头管则可达到1500020000kcal/m2h。 (1)条形翅片管表面膜传热系数 一般采用条形翅片的对流管，烟气的流动方向必须与管束平行，以减少流动阻力。所以这种翅片管的表面膜传热系数，可以下式进行计算：

29、 （8.33）在计算自由截面积和传热周边时，必须考虑翅片的具体情况。 (2)钉头管表面膜传热系数 钉头管一般采用烟气流动方向与管束垂直的方式，因此钉头管表面膜传热系数，可以使用下式计算： （8.34）其中De为对流室当量直径。3、管外结垢热阻 管外结垢热阻R0的大小和燃料的种类(液体燃料或气体燃料)、燃料的性质(燃料的组成及重金属含量)、以及对流室中是否设置吹灰器、吹灰的次数等有关；根据锅炉烧液体燃料和气体燃料的经验，一般烧油时，可取R00.01m2h/kcal；烧气时，取R00.005m2hkcal。 （三）对流管的总传热系数 综上所述，如以管子外表面积为基准，则对流管的总传热系数kc的计算

30、式应修改如下：对光管有： (8.35)对翅片管或钉头管有 (8.36) 如以 和 分别表示包括结垢热阻在内的管内膜传热系数和包括结垢热阻在内的管外综合传热系数，则光管的总传热系数为： （8.37）翅片管或钉头管的总传热系数为： （8.38）式中 Ai，A。，Am分别表示管内、管外和平均表面积，m2，Am(Ai+Ao)/2； At，Af分别表示翅片管或钉头管光管部分和翅片部分的面积，m2； 管壁厚度，m 2；翅片效率； kw管壁的导热系数，kcalmh。五、阻力降计算 管式加热炉的阻力降有管内阻力降和炉内阻力降两类。 (一)管内介质压降 管内介质压降计算包括两种情况，即无相变和有相变的两种情况。

31、当介质在炉管内无相变时，一般为单纯液相或单纯气相，其压降按单相流压降计算公式计算。当为单纯液相时，由于液体的重度不随压力而变化，只随温度有较小的变化，因此用炉子出入口平均温度下的重度来计算整个炉管内的压降，或分成辐射室和对流室两段计算压降，都不会有多大误差。当为单纯气相时，由于气体重度随压力和温度有较大的变化，应将炉管分成若干小段计算压降，以减少由此而引起的误差。根据柏努利方程，炉管内介质的压力平衡关系是： (8.39)式中：P 2管段入口压力，P1管段出口压力，P管段的总压降，单位均为kgcm2。 出口压力等于炉子后面的塔器或反应器的压力加上转油线的压降，通常是己知的。因此炉管水力学计算的重

32、要任务是计算炉管全程上的总压降，从而算出炉管入口压力。 单相流的总压降P包括摩擦压降Pf和位能变化引起的压降Pz，即 （8.40） 这里主要考虑摩擦压降。 摩擦压降包括介质直管段的压降Pf和截面突变或转弯等局部阻力引起的压降Pf。单位管长上的摩擦压降PfL与介质的粘度、重度、平均流速u以及炉管内径di、炉管内壁粗糙度和重力加速度g等因素有关。 工程上用摩擦系数f表示雷诺数 、f=/di表示相对糙度，于是可得到摩擦压降的计算公式： （8.43） 介质通过弯头或管径的突然变化处，由于局部阻力引起的摩擦压降Pf为： （8.44） 式中 局部阻力系数。如果每根炉管的长度为L，炉子每一管程的炉管根数为n

33、1，弯头数量为n2，则总摩擦压降Pf为： （8.45）令系数 ，用Le表示整个炉管盘管系统总的当量长度，即 Len1L十n2din1L十n2di （8.46）于是可得， （8.47） f水力摩擦系数，di炉管内径。 管式炉炉管内的流动状态处于完全湍流状态，管内压降与流速的平方成正比，故此区你为阻力平方区或完全湍流区。管式炉炉管内的流动状态一般不会出现、也不允许出现层流区和临界区，因为在这种状态下介质最容易局部过热而结焦，甚至烧坏炉管。(二) 烟气流速及压降 管式炉内烟气流动过程中的压降一般包括下列各项： a)烟气沿直管道流动的压降; b)烟气流过挡板、转弯或截面变化等局部地方的压降；c)烟气流

34、过对流室管排的压降; d)烟气流过空气预热器的压降。 烟气流动过程中的压降与其流速的平方几乎成正比。一般是先选择一个合适的烟气流速以进行结构设计，然后计算实际流速及各项压降，最后根据压降计算的结果进行烟囱设计或选用引风机。 1、烟气沿直管道流动的压降管式炉中烟气沿直管道（烟道或烟囱等）流动的压力降计算公式为： （8.48）式中 PA烟气沿直管道流动的压降，mmH2o；f摩擦系数；L直管长度，m；Gg烟气重量流速，kgm2s；g平均温度Tg下烟气的线速度，m/s； g重力加速度；s平均温度Tg下的烟气重量，kgm3。 De通道当量直径在管式炉计算中，f按下列数值选取已足够精确：新的金属通道 f=

35、0.0060.008氧化较轻的金属通道 f=0.0090.01氧化较重的金属通道 f=0.011砌砖或衬有轻质衬里的通道 f=0.013g烟气粘度，厘泊，烟气粘度随着 温度变化，见附图。 在管式炉中，烟气分子量一般可近似取为29，则 （8.49） Tg管道长度内烟气的平均温度，K。所以： （8.50） 2、局部阻力产生的压降 烟气流过挡板、转弯或截面变化处等产生的局部压降按下式计算： （8.51）式中 局部阻力系数，与当地的结构形状变化相关：对于90圆管弯头，=0.4；对于气体出口，=1.1；对于突缩入口，=0.3-0.5； 其余符号同前。 将(8.49)式代入(8.51)式得： （8.52）

36、 3、烟气流过对流室管排的压降 烟气侧的压降计算影响因素复杂，计算精度较差。因此，有些文献曾提出简化计算法，即将每排对流管的压降用计算截面处速度头的若干倍来表示。 (1)烟气横过错列光管管排的压降 烟气通过对流室管排的流动，一般都是湍流。此时，烟气横过错列光管管排的压降可按下列公式计算： （8.53）式中：N管排数；dp炉管之间的间隙。 (2)烟气横过错列钉头管管排的压降 目前尚无成熟的方法来计算烟气横过错列钉头管管排的压降，但可模仿错列光管的情况来得出计算公式。假定烟气流分成两部分：一部分通过钉头区内部；另一部分通过钉头区外部。 六、氮氧化物的生成和控制 从燃烧装置中排出的氮氧化物主要是NO

37、，在大气中进一步氧化成NO2，这两者称为 NOx。大气中的氮氧化物，形成光化学烟雾和酸雨对动植物的生长及自然环境有很大的不利影响。 在燃烧过程中产生NOx的氮有两个来源，一个是空气中的氮气，一个是燃料中所含的氮。 按照NOx生成的机理，它们可以分为热力NOx、燃料NOx和瞬时NOx三类。 (一) 热力NOx的生成机理及其控制1、热力NOx的生成机理：在燃料稀薄的火焰中，氮氧化物NO的生成过程是在火焰带的后端进行的，NO的生成速度可用一组不分支链锁反应来说明： (8.55) (8.56) 当燃烧温度低于1500时，几乎观测不到NO的生成，温度型NO生成量极少；当温度高于1500，这一反应才变得明

38、显，随温度升高，反应速度根据阿累尼乌斯定律，按指数规律迅速增加。所以，把这种在高温下空气中的氮氧化而生成的氮的氧化物称做热力NO 。 烟气在高温区的停留时间对NO的生成也有很大影响，在当量系数相同的情况下，停留时间越长，则生成的NO就越多。 影响温度型NO生成的另一主要因素是氧气的浓度。氧气浓度越高，NO的生成量就越多，燃烧温度在当量比等于1附近出现最大值，相应的NO的生成速度dNOdt也达到最大。在过量空气系数远离1.0时，生成速度dNOdt将急剧降低。温度、氧气浓度对NO的生成速度和生成量的这种影响是非常重要的。2、热力NOx的控制方法： 由于在燃烧过程中，氮的浓度基本上是不变的，因而，影

39、响NO生成量的主要因素是温度、氧气的浓度和停留时间。综上所述，可得如下控制NO生成量的方法： 1）降低燃烧温度水平； 2）降低氧气浓度； 3）使燃烧在远离理论空气比条件下进行； 4）缩短在高温区内的停留时间。(二) 瞬时NOx的生成机理 瞬时NO，是碳氢系燃料在过量空气系数为0.70.8，预混合（燃料过浓）燃烧时生成的，其生成地点不是火焰下游，而是在火焰内部。它的生成机理目前并不是很清楚。 Bowman假说认为：快速温度型NO的产生，是由于氧原子浓度O远超过氧分子离解的平衡浓度的缘故。测定发现氧原子的浓度O比平衡时的浓度高数十倍。iller等在1989年指出，瞬时NOx的形成与下面三个因素有关

40、：1CH原子团的浓度及其形成过程；2N2分子反应生成氮化物的速率；3氮化物间相互转化。 通常情况下在不含氮的碳氢系燃料低温燃烧时，才重点考虑瞬时NO。瞬时NO的生成对温度依赖性很弱。与“热力”NO和“燃料”NO相比，它的生成要少得多。 (三) 燃料型NOx的生成机理及其控制 1、生成机理：燃料中若含有氮的化合物，则在燃烧过程中氮化合物将会变成NO，称为燃料NO。 燃料型NOx受温度的影响很小，这是因为燃料中的N的分解温度低于现有燃烧设备中的燃烧温度。研究发现燃料NOx 在600800时生成率最高，超过900生成率将急剧降低，因此燃料NOx具有中温生成特性，是在600800生成后保存下来的。而现

41、有燃烧设备的燃烧温度都在1200以上，故温度对其影响很小。 实验证明燃料N向燃料型NOx的转变率随着燃料N的含量不同而不同，燃料N含量越多，转变率反而降低。 燃料N向燃料型NOx的转变率随过剩空气系数降低，尤其当过剩空气系数小于1.0时，其中生成量急剧降低。这是因为氮与碳、氢竞争氧气时，氮缺乏竞争能力，因而减少了NO的形成。2、控制方法：根据上述分析，控制燃料型NOx生成的方法有：1）燃用N含量低的燃料；2）采用燃料过浓燃烧。3）扩散燃烧时，抑制燃料与空气的混合。(四) 降低NOx生成的燃烧技术 1.低氧燃烧法 降低氧气浓度可以降低NOx的生成量。般炉内空气过剩系数为1.101.40，即燃烧是

42、在理论空气量的1.10140倍的条件下进行的。低空气过剩系数运行就是要尽可能降低空气供给量，使空气中的氧气完全与燃料化合，使空气中的氮或者燃料N得不到氧气，破坏NOx的生成条件。因而不仅可以降低热力NOx而且可以降低燃料NOx。2两段燃烧法 两段燃烧法将供给燃烧器的空气量减少到理论空气量以下，使燃烧在燃料过浓的条件下进行，完全燃烧所需的其它空气通过专门喷口送入炉内与燃料过浓燃烧生成的烟气混合，在较低温度下完成整个燃烧过程（两段空气供给）。 在第二段空气送入前，一段空气只能供部分燃料燃烧，因而，火焰温度较低；在火焰中还有大量没燃烧的燃料和大量的不完全燃烧产物存在。如前所述，氮气和原子氧的反应，由于活化能大，要在燃料基本燃烧完之后才能进行，因而，NOx的生成量一定很少。对于燃料型NOx的生成，由于缺氧，中间产物也不能进一步氧化成NO，所以，燃料过浓燃烧同样有效地控制其生成。在两段空气送入时，由于炉内的冷却作用，烟气温度已经降低，虽然氧气过剩。但由于温度低，NO生成速度很慢，可以有效地控制NO的产生。 采用二级燃烧，空气的导入位置不同，最终得到的NOx的浓度也不同，第二级空气的导人位置越靠近第一级燃烧器顶端，NOx的排放