3.5mta长庆原油常压蒸馏装置工艺设计学位论文

I[6]故初选89×8的炉管(钉头管)。管内介质流速在30~50m/s范围内，故选管径合适。=1.89=假设Lc=5.3m，代入得：2.09kg/（m2s）2<<4,满足要求。管内介质质量流速GF===129.5kg/(m2s)=5＝5=413.03kCal/(m2h℃)（3）管外膜传热系数a.管外对流传热系数hs=＝43.7kcal/(m2h℃)hs*==35.9kcal/(m2h℃)b.钉头效率，所采用的钉头为12标准钉头，钉头高0.025m，当＝43.7时，查图4-12[5]有c.钉头管光管部分管外对流传热系数＝22.42kcal/（m2h℃）包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数=kcal/(m2·h·℃)d.钉头外膜传热系数每米管长光管的表面面积：=0.089×3.14=0.279m2每米管长钉头部分表面面积：×（0.012×0.025×3.14+0.785×0.0122）=0.791m2每米管长钉头外的光管部分表面面积：0.279－0.785×0.0122×12/0.016＝0.194m2=108.5kcal/（m2h℃）（4）总传热系数Kc285.9kcal/（m2h℃）(5)对流管表面积及管排数=30.4m2=1.03（排），取2排（6）对流管表面热强度对流室上段（冷原油）对流传热计算（采用4管程）（1）传热温差及热负荷冷原油吸收热量:Qc3=7.7×106kJ/h=1.84×106kcal/h。进口温度120℃，出口温度200℃，烟气进入该段温度t2=480℃，其焓值为Ht2=129.2kcal/kg烟气，假设烟气出该段温度为t3，其比焓为Ht3，根据热平衡有（假设热损失为0.1％）Qc3＝Wg（Ht2－Ht3）（1-0.1%）代入数据得Ht3＝56.5kcalkg，查烟焓图5-1得t3=219.0℃，即：烟气与冷原油换热后的温度为219.0℃。传热温差：烟气480℃219.0℃冷原油200℃120℃温差280℃99.0℃T=(280-99.0)/㏑(280/99.0)=174.09℃烟气平均温度Tg=(480-219)/㏑(480/219)=332.6℃（2）管内膜传热系数选用89×6标准钉头管，Sc=0.178m，取nw=12b=(nw-0.5)Sc+dc+2(+0.03)=(12-0.5)×0.178+0.089+2×(0.025+0.03)=2.246=(0.089+1000/16×0.012×0.025×2)Lc=0.1265Lc取Lc=4.8m==2.01kg/m2s因为2<<4满足条件Lc，b合理。管内介质质量流速GF===489.8kg/(m2s)=1.5＝1.5×=355.53kcal/(m2h℃)（3）对流段采用钉头管时外膜传热系数a.钉头表面传热系数=＝37.53kcal/(m2h℃)包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数=31.6kcal/(m2h℃)b.钉头效率所采用的钉头为12标准钉头，钉头高0.025m，当＝37.53kcal/(m2h℃)时，查图4-12[5]有=0.940c.钉头管光管部分管外对流传热系数==19.26kcal/(m2h℃)包括结垢热阻在内的钉头表面传热系数=17.57kcal/(m2h℃)d.钉头外膜传热系数每米管长光管的表面面积：=0.089=0.279m2每米管长钉头部分表面面积：×(0.012×0.025+0.0122)=0.791m2每米管长钉头外的光管部分表面面积：0.279－×0.0122×＝0.195m2=96.49kcal/(m2h℃)（4）总传热系数Kc3kcal/(m2h℃)（5）对流管表面积及管排数＝141.04m2=8.76(排)，取9排（6）对流管表面热强度kW/m25.7.3对流室高度对流室设置一排遮蔽管（152×10）总排数为N＝Nc1+Nc2+Nc3+1=5+2+9+1=17排Hc=(5×0.304+2×0.178+9×0.178+1×0.304)=3.78m=3.8m对流室炉管总根数＝5×8+2×10+9×12+1×8＝176根5.7.4全炉热效率已知当烟气出口温度为219.0℃时，=56.5kcal/kg烟气,则假设全炉热损失为3%，则：5.8炉管内压力降5.8.1确定汽化段的当量长度闪底油焦点温度588.9℃，焦点压力4.465MPa假设汽化点的压力为0.4MPa，由闪底油的P-T-e相图4-2查得Pe=0.4Mpa与10%点线相交，此即为汽化点温度329℃，又查得液相比焓为Ie=200kcal/kg油品在出炉温度下的混相比焓为I0=0.3367×273.7+(1-0.3367)×230.2=244.85kcal/kg开始汽化时329℃液相比焓为Ie=200kcal/kg辐射管入口温度为296℃液相比焓为Ii=176.1kcal/kg辐射管的当量长度，根据表10-1[8]取＝60，则Le=nL/N+(n/N－1)di=60×12/4+(60/4-1)×60×0.132=290.88m==189.8m5.8.2汽化段中气、液两相的混合密度汽化段平均温度TV=（329+360）/2＝344.5℃=617.65K汽化段平均压力PV=(0.4+0.206)/2=0.303MPa取MV=190kg/kmol，则==11.22kg/m3汽化段平均条件下的液相密度ρ20-r(t-20)=0.8648-0.00065×（344.5-20）=0.6816g/cm3=(0+0.3367)/2=16.84%=61.6kg/m35.8.3汽化段中气、液两相的混合流速＝14.94m/s5.8.4汽化段的压力降==1.83×105Pa5.8.5汽化点处的压力Pe=(2.06+1.83)×105=3.89×105Pa，与假定Pe＝0.4MPa不符，需重复以上计算。5.8.6重复计算（1）重新假设Pe＝0.38MPa查图4-2，得汽化点温度t=323℃，炉出口处汽液两相混合焓I0=195kcal/kg开始汽化时323℃液相比焓为Ie=195kcal/kg辐射管入口温度为298℃液相比焓为Ii=176.1kcal/kgLR=290.88m，Le==211m（2）汽化段中气、液两相的混合密度汽化段平均温度TV=(323+360)/2=341.5℃=614.65K汽化段平均压力PV=(3.8+2.06)/2×105=2.93×105Pa取MV=190kg/kmol，则==10.9kg/m3在汽化段取平均条件下液相密度=0.886-0.00063×(323-20)=0.6951g/cm3而汽化段平均汽化率为=(0+0.3367)/2=16.84%故汽化段汽液两相混合密度=60.1kg/m3（3）汽化段中气、液两相的混合流速=15.3m/s（4）汽化段的压力降==2.03×105Pa（5）汽化点处的压力Pe=(2.03+2.06)×105=4.09×105Pa，。根据（4，0.975）和（3.8，1.08）画一条直线与横坐标的焦点压力为0.369MPa表5-3压力比值图5.8.7加热段的压力降（1）由上面计算可知，汽化段的压力为Pe＝3.96×105Pa时，得汽化点温度为325℃，该点液相比焓Ie=197kcal/kg汽化段当量长度Le=202.45m辐射管加热段的当量长度Lh=LR-Le=290.88-202.45=88.43m对流段（包括遮蔽管）的当量长度：==150.7m所以汽化点以前的平均当量长度Le=Lh+Lcon=88.43+150.7=239m（2）汽化点以前的管段的平均温度为（325+280）/2=302.5℃管内介质的平均密度＝0.886-0.00063×(302.5-20)=0.708g/cm3管内平均流速：=1.3m/s（3）汽化段的压力降故汽化段以前炉管的压力降==0.33×105Pa炉管的总压力降ΔP=(0.33+1.97)×105＝2.3×105Pa故炉管入对流室处的压力P1=(2.3+2.06)×105＝4.36×105Pa5.9烟囱的设计计算5.9.1烟囱的直径取Gg=3.0kg/(m2s),Dsm（一般Gg=2.5~3.5kg/（m2.s））5.9.2烟囱和对流室产生的抽力炉膛高H＝13m，对流室高Hc=3.8m，辐射室烟气的出口温度为1066.44K，对流室烟气的平均温度为Tf=(1066.44+219+273.15)/2=779.3K，烟囱内烟气的平均温度Tm=(219+273.15)-50=442.14K，取大气温度为Ta=25+273.15=298.15K总的抽力为==0.387＋2.79式中为烟囱产生的抽力2为对流室产生的抽力5.9.3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：=0.46由表11-1[8]查得＝0.32烟气在对流室入口的密度：ρ1＝354/1066.44＝0.332kg/m3烟气在对流室入口的流速：=1.56m/s=0.0132mmH2O（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=2.562×5.3＝13.6m2每排炉管所占截面积为：Ap=0.152×8×5.3=6.4m2每排钉头所占截面积为：As=0.012×0.025×2/0.016×5.3×8=1.59m2每排自由通道的面积为：Ae=A2-Ap-As=13.6-6.4-1.59=5.61m2钉头区域外部的流通面积为：Aso==5.3×[2.562-8×(0.152+2×0.025)]=5m2钉头区域内部的流通面积为：Asi=Ae-Aso=5.61-5=0.61m2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：＝0.152－2×0.025＝0.102m由式有∴＝1.38kg/(m2s)当=654.4℃=927.55K，由图4-16[6]得烟气粘度：0.0392m.pa.s，=5排==0.5864mmH2O柱b.对流室中段的压力降对流室的截面积为：A2=1.89×5.3＝10m2每排炉管所占截面积为：Ap=0.089×10×5.3=4.72m2每排钉头所占截面积为：As=0.012×0.025×2/0.016×5.3×10=1.988m2每排自由通道的面积为：Ae=A2-Ap-As=10-4.72-1.988=3.292m2钉头区域外部的流通面积为：Aso==5.3×[1.89-10×(0.089+2×0.025)]=2.65m2钉头区域内部的流通面积为：Asi=Ae-Aso=3.292-2.65=0.642m2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：＝0.089－2×0.025＝0.039m由式有∴＝2.61kg/(m2s)当=506.04℃=779.19K，由图4-16[6]得烟气粘度：0.036m.pa.s，=2排==0.5904mmH2O柱c.对流室上段的压力降对流室的截面积为：A2=2.246×4.8＝10.8m2每排炉管所占截面积为：Ap=0.089×12×4.8=5.1m2每排钉头所占截面积为：As=0.012×0.025×2/0.016×4.8×12=2.16m2每排自由通道的面积为：Ae=A2-Ap-As=10.8-5.1-2.16=3.54m2钉头区域外部的流通面积为：Aso==4.8×[2.246-12×(0.089+2×0.025)]=2.77m2钉头区域内部的流通面积为：Asi=Ae-Aso=3.54-2.77=0.766m2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：＝0.089－2×0.025＝0.039m由式有∴＝2.51kg/(m2s)当=332.6℃=605.75K，由图4-16[5]得烟气粘度：0.0296m.pa.s，=12排==1.16mmH2O柱＝＋＋＝0.5864+0.5904+1.16=2.3368mmH2O柱（3）烟气由对流室到烟囱的压力降烟囱截面积与对流室截面积之比：0.17表11-1[6]得＝0.44烟气的密度为=354/442.14=0.8kg/m3=0.2523mmH2O柱（4）烟囱的摩擦损失烟囱内烟气的平均温度为Tm=460.15K，由图4-16[5]得烟气粘度，=0.024mPa·sRe=2.2×查图4-14[6]，得0.8kg/m3。=0.0025HsmmH2O柱（5）烟气通过烟囱挡板的压力降假设挡板在操作时打开50％，查表11-2[6]有＝4.0=2.2936mmH2O柱（6）烟气在烟囱出口的动能损失0.5734mmH2O柱（7）总压力降＝0.0132+2.3368+0.2523＋0.0025Hs＋2.2936+0.5734+2＝7.4693＋0.0025Hs5.9.4烟囱的最低高度＝＝0.0025＋7.4693=2.79＋0.387Hs∴Hs＝12.1m为了能吊起辐射管，烟囱必须有如下最低高度：Hs＝2/3×12＋2.1＝10.1m按照国家标准GB16297-1996中大气排放标准，最低烟囱高度为15m，因此烟囱的最低高度为三者最大值15m。将加热炉工艺计算结果列于表（见表5-5）表5-5加热炉计算结果汇总介质冷原油饱和水蒸汽闪底油加热炉部位对流室上段对流室中段对流室下段辐射段入口出口入口出口入口出口入口出口操作温度，℃120200180420280296296360操作压力，MPa——1.00.3———0.206过剩空气系数α1.1炉效率，%86.89燃料气用量，Nm3/h2018炉管表面热强度，kW/m211.119.6223.132.17炉管型式钉头管光管每排管数×管程×管排数12×4×910×2×28×4×560×4规格89×689×8152×10152×10炉管长度，mm330012000加热炉结构尺寸，m辐射室烟囱对流室直径m高度m直径m高度m长度(外形