本科毕业设计-炼油厂管式加热炉工艺设计

I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。1.2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、STAADPRO、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IL：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：=60×[0.3×1096.94+(1-0.3)×983.90-736.88]+6×(1465.38-767.58)＋0kJ/s=16855.92+4186.8=21042.72kJ/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=1.15×21042.72=24199.13kJ/s；加热炉热负荷裕量：=0.15=0.15×21042.72=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：C—87.57%H—12.26%S—0.17%；式中：—燃料气的高位发热值，kJ/Nm³；—燃料气的低位发热值，kJ/Nm³；—燃料气各组分的高位发热值，kJ/Nm³；—燃料气各组分的高位发热值，kJ/Nm³；—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/Nm³=55881.22kJ/Nm³；炼厂瓦斯的低位发热量为：l=12251kcal/Nm³=51292.49kJ/Nm³。2.2.2计算理论空气量理论空气量是指按照化学当量比进行燃烧时，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)/Nm³(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)/Nm³(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1.20～1.30，对流段的过剩空气系数约为1.30～1.50；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,取，1.25[1-5,12,13]；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1.2[18]；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+(80~120)℃；当对流段采取翼片管或钉头管时，排烟温度ts=tl+(45~80)℃；采用余热回收并使用翼片管时，排烟温度ts=饱和蒸汽温度+(25~45)℃[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，（5）式中：—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%。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，Nm³/s；Q—加热炉设计热负荷，kJ/s；Q1—燃料气的低位发热值，kJ/Nm³；—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（70～80）%[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；将炉管看作一个吸热面，其温度等于炉管的平均温度，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；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（16000～31000）kcal/m².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30kw/m²。2.3.3估算辐射室炉管管壁温度采用公式（9～11）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/m²，公式（9）括号内的数值为（30～60）℃，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，m²。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（16000～31000）kcal/m2.h时，国内部分炼油厂的冷油流速在（1.1～1.5）m/s[1,2]。现取冷油的流速为1.5m/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114×6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，称为高径比。国外设计一般采用2.5～3.0，国内设计高径比一般选用1.7～2.5[1-5]。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：D´f—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：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]：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；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11×46，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，S＜LZ[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）来计算：式中：Mg—烟气重量流速，kg/m.s²；Lc—对流段炉管长度，m；ac—每米钉头管所占流通面积，m²/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16mm[4,23,24]。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（2～4）kg/m².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（2～4）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0.66[1-5]。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：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，m²；—辐射段炉膛总面积，m²。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%，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0.24atm。对于圆筒炉而言，气体的平均辐射长度L=1×Df=8.04m[2]。则：。（1）辐射段烟气出口温度tp为700℃，气体辐射率为0.588[2]。根据气体辐射率为0.588，=0.53，得交换因数F=0.635[2]。（2）辐射段烟气出口温度tp为1000℃，气体辐射率为0.548[2]。根据气体辐射率为0.548，=0.53，得交换因数F=0.605[2]。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、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，kJ/s；qf—燃料的显热，kJ/s；qL—各种热损失，kJ/s；q2—烟气离开辐射段时携带的显热，kJ/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，=0.34[2]。由于空气显热qa和燃料显热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tp为1000℃时：；；故：B核算辐射段烟气出口温度由A节得：当tp=700℃时，；当tp=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tp=778.9℃，得=0.3812[2]。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（70~80）%内，此值合理。2.6.6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；Iv1—辐射室出口处液态油与油汽的混合焓，kJ/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：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/m².s℃—管内流体的重量流速，kg/m².s；—管内流体在平均温度下的黏度，cp；—对流段炉管内径，m；—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，℃；Ts2—过热蒸汽段排烟温度，℃。代入数据后，得：2.8.2过热蒸汽段两种介质换热的平均温差烟气与管内蒸汽的流向可按纯逆流方式计算，用公式（51）计算：式中：—过热蒸汽段两种介质换热的平均温差，℃；—过热蒸汽进口温度，℃；—过热蒸汽出口温度，℃。代入数据后，得：2.8.3管内介质的质量流速过热蒸汽段的炉管规格与辐射段的炉管规格一致，均采用光管。采用每排炉管16根，管程为4的布置方式。管内介质的质量流速采用公式（52）求解：式中：Mr—管内介质的质量流速，kg/m².s；dir—过热蒸汽管的内径，m。代入数据后，得：2.8.4过热蒸汽管的对流传热系数A管外膜传热系数当过热蒸汽段采用光管时，管外膜传热系数包括下述三部分[2]：1.对流传热系数采用公式（53）求解对流传热系数：式中：—对流传热系数，代入数据后，得：2气体辐射传热系数由文献[2，图2-12]查得，气体辐射传热系数。3砖墙辐射传热系数砖墙的辐射传热系数平均为气体辐射和对流传热系数的10%；即：4不包括结垢内阻光管总传热系数5包括结垢内阻光管总传热系数应用公式（54）求解包括结垢内阻光管总传热系数：式中：—包括结垢内阻光管总传热系数，。代入数据后，得：B过热蒸汽管的管壁对水蒸汽的传热系数1不包括结垢内阻过热蒸汽管的管壁对水蒸汽的传热系数采用公式（55）进行不包括结垢内阻管壁对水蒸汽的传热系数的计算：式中：—不包括结垢内阻管壁对水蒸汽的传热系，。代入数据后，得：2包括结垢内阻过热蒸汽管的管壁对水蒸汽的传热系数采用公式（56）计算包括结垢内阻管壁对水蒸汽的传热系数：式中：—包括结垢内阻管壁对水蒸汽的传热系，代入数据后，得：C过热蒸汽段总传系数过热蒸汽段总传系数应用公式（57）计算：式中：Kr—过热蒸汽段总传系数，。代入数据后，得：2.8.5过热蒸汽段炉管表面积及管排数A炉管表面积过热蒸汽段炉管总表面积应用公式（58）计算：式中：Ar—过热蒸汽段炉管总表面积，m²。代入数据后，得：B过热蒸汽段炉管的管排数应用公式（59）计算过热蒸汽段炉管的管排数：式中：Nr—过热蒸汽段炉管的管排数。代入数据后，得：排取过热蒸汽段炉管的管排数=9排。C过热蒸汽段高度应用公式（60）计算过热蒸汽段高度：式中：Hr—过热蒸汽段高度，m。代入数据后，得：2.9炉管压降计算（有相变化）2.9.1汽化段压力降原油在汽化段逐渐汽化，由于原油的粘度、重度、流速等因素的影响，沿管长方向上的汽液两相流动状态很难确定是均相流动还是分层流动，故在此假定汽化段内汽液两相流动状态是均相流动[2,5]，以此来简化计算过程。在汽化段内，原油的汽化率随管长而变化，应引入由积分求得的平均汽化率，但是汽化段的压力、温度、重度的变化，很难做到积分。故在此假定平均汽化率为出口汽化率的50%，这样得到的压力降在安全范围内。第一次试算：A汽化点假设开始气化时的压力,由平衡蒸发泡点曲线求得：开始气化时的温度，令此点为汽化点。B汽化段炉管的当量长度根据原油的热焓，应用公式（61）进行求解：式中：lv—汽化段炉管的当量长度，m；le—单程辐射炉管的当量长度，m。其中：将相关数据代入公式（61）后，得：C汽化段混合密度根据密度的定义，采用公式（62）计算汽化段混合密度：（62）式中：—汽化段混合密度，kg/m³；—汽化段平均温度下，原油汽相密度，kg/m³；—汽化段平均温度下，原油液相密度，kg/m³。其中：汽化段的平均温度：在平均温度下，原油液相密度平均温度下原油汽相密度由公式（63）计算：式中：Mv—汽化段汽相分子量，，按经验选取；Pv—汽化段平均压力，Pa。（64）式中：Pe—汽化点压力，Pa；P2—炉出口处压力，Pa。式中：—分馏塔或者其他反应器的入口压力，Pa；—炉出口到塔入口间转油线的压力降，Pa。引用文献[3]中的经验数据，当汽化率时，；将有关数据代入上各式后，得：D汽化段汽液混合流速采用公式（66）计算汽化段汽液混合流速：式中：—汽化段汽液混合流速，m/s。代入数据后，得：E水力摩擦系数在液相段，可根据雷诺数和炉管相对粗糙度来求水力摩擦系数。但是在汽化段，由于有油蒸汽的存在是的情况变得复杂，采用公式（67）计算水力摩擦系数（适合于雷诺数大于106的情况）：式中：—水力摩擦系数。代入相关数据后，得：F汽化段压力降汽化段压力降由公式（68）计算：（68）式中：—汽化段压力降，。代入相关数据后，得：则有：由此可见，汽化压力的计算值大于假定值，故需要重新计算。第二次试算：A汽化点假设开始气化时的压力，由平衡蒸发泡点曲线求得：开始气化时的温度℃，令此点为汽化点。B汽化段炉管的当量长度将相关数据代入公式（61）后，得：C汽化段混合密度汽化段的平均温度：在平均温度下，原油液相密度引用文献[3]中的经验数据，当汽化率；将有关数据带入上公式（63-65）后，得：D汽化段汽液混合流速将相关数据代入公式（66）后，得：E水力摩擦系数将相关数据代入公式（67）后，得：F汽化段压力降将相关数据代入公式（68）后，得：则有：由此可见，汽化压力的计算值小于假定值，故不需要重新计算。根据两次试算的结果进行计算得出汽化压力为0.6。则：2.9.2加热段压力降A核算汽化段当量长度因汽化压力，查得汽化温度te=334.8℃，热焓将上述数据代入公式（61）得：B辐射管汽化段以前的当量长度C对流管（包括遮蔽管）的当量长度对流段炉管总根数：对流管的当量长度用公式（69）计算：式中：—对流管的当量长度，m。代入相关数据后，得：D加热段总当量长度E加热段平均温度F加热段平均温度下，原油的物性参数原油密度：原油流速：雷诺数：根据文献[5]的经验数据，取则有：G加热段压力降将相关数据代入公式（68）得：2.9.3加热炉炉管总压力降加热炉炉管总压力降为汽化段与加热段炉管压力降之和。即：2.9.4加热炉炉管入口压力2.10烟囱计算综合文献[1-5,29]中的相关内容计算烟囱高度。2.10.1烟气通过对流段的阻力对流段采用的是钉头管，因此先计算钉头区域外部的烟气质量流速。钉头区域外部的烟气重量流速，用公式（70）计算：（70）式中：—烟气在钉头管区域外部的重量流速，；—钉头区域外部的流通面积，2m；—钉头区域内部的流通面积，2m；—每一圈的钉头数，个；—钉头与钉头之间的间隙，m；—两邻管钉头端头间的间隙，m。其中：对流段截面积：每排炉管所占截面积：钉头所占截面积：自由通道面积:钉头区域外部的流通面积用公式（71）计算：（71）将相关数据代入上式得：钉头区域内部的流通面积：钉头与钉头之间的间隙：两邻管钉头端头间的间隙：将以上数据代入公式（70）有：解得：。因此，烟囱的初定直径：烟气在烟囱内的平均温度：结合以上数据，查文献[2，图2-21]，得：同理可得，烟气在过热蒸汽段的阻力，查文献[2，图2-21]，得：2.10.2烟气由辐射段到对流段的阻力对于辐射-对流型圆筒炉而言，对流段位于辐射段之上，且存在截面变化，因此在此处存在阻力。采用公式（72）计算烟气由辐射段到对流段的阻力：（72）式中：—烟气由辐射段到对流段的阻力，—阻力系数。其中：查文献[2，表2-11]得，代入相关数据后，得：2.10.3烟气由过热蒸汽段到烟囱的阻力过热蒸汽段到烟囱的过度区域也存在截面变化，因此存在阻力。由公式（73）求解：（73）式中：烟气由过热蒸汽段到烟囱的阻力，阻力系数。其中：查文献[2，表2-11]得：代入相关数据后，得：2.10.4烟气在烟囱挡板处的阻力设计时，将挡板的开度定为自由截面占全截面的50%。应用公式（74）求解烟气在烟囱挡板处的阻力：其中：由于挡板的开度定为自由截面占全截面的50%，查文献[2，表2-12]，得：烟囱内烟气的质量流速为：将相关数据代入后，得：2.10.5烟气在烟囱内的摩擦损失由于烟囱的设计类型未确定，现按公式（75）进行初步计算：（75）式中：—烟气在烟囱内的摩擦损失，—烟囱内烟气的平均温度，K；'—假定的烟囱高度，m；—水力摩擦系数。其中：烟囱内烟气的平均温度：（76）式中：Ta—大气温度，K。其中：假定的烟囱高度：=30；烟囱直径=3；查文献[2，表2-13]，得:=0.95。将相关数据代入公式（76）后,得:查文献[2，图2-22]，得：；将相关数据代入公式（75）后，得：2.10.6烟气在烟囱内的动能损失由于烟囱的设计类型未确定，现按公式（77）进行初步计算：（77）式中：H8—烟气在烟囱内的动能损失，。代入相关数据后，得：2.10.7烟囱高度根据前面烟气阻力计算结果，烟囱所需的最小抽力按公式（78）计算：（78）烟囱的抽力可由公式（79）计算：（79）式中：—烟囱高度，m。对流室的抽力可由公式（80）求解：（80）式中:H'c—考虑过热蒸汽段后对流室高度，m；Tc—考虑过热蒸汽段后对流室内烟气的平均温度，K。其中：现取环境温度为30℃，则。将相关数据代入公式（78-80），得：对流室的抽力：；各种阻力与损失之和：,烟囱计算高度：因此，烟囱的实际高度应大于。2.11工艺计算结果汇总表1.辐射-对流型圆筒加热炉工艺计算结果汇总（单台参数）项目符号单位数值设计热辐射24199.13辐射室热辐射18149.35热辐射裕量3156.41过热蒸汽段热辐射519.483辐射室过热空气系数-1.2对流室过热空气系数-1.4燃料气高位发热量55881.22燃料气低位发热量51292.49加热炉设计热效率%82.5燃料气用量0.6烟气流量18.52辐射室炉管表面热强度29对流室炉管表面强度26.2辐射室出口烟气温℃778.9对流室出口烟气温度℃380续表1项目符号单位数值辐射室结构尺寸MPa0.84×16.762对流室结构尺寸5×3.8×1.58辐射管规格0.114×0.006×16×10辐射管管心距0.228辐射管管程数管程4对流管规格0.114×0.006×5×144对流管管心距m0.228对流管管程数N管程4对流管总排数排9遮蔽管管规格0.114×0.006×5×106遮蔽管管心距m0.228遮蔽管管排数排1过热蒸汽管规格0.114×0.006×16×106过热蒸汽管管心距m0.228过热蒸汽管管总排数排9烟囱直径m3烟囱计算高度m24.533辐射—对流型圆筒加热炉炉管系统的选用3.1炉管材料的选择国内外的有关文献中对炉管在材料上的要求如下[2]：（1）高温强度高；（2）高温下抗氧化、抗腐蚀能力强；（3）高温下钢材内部组织稳定，且时效小；（4）钢材的焊接性能好，且易作业；（5）极限状态下的抗渗碳性能好；（6）炉管的外径公差应少，应适合于膨胀；（7）钢材需求量应符合国内的现状，且基础投资少。结合文献[2，10，11]及第三节中的相关数据，炉管材料选择。表2.炉管材料参数3.2钉头管为了提高对流管烟气侧的传热系数，可以采用扩大外表面积的钉头管，钉头管一般采用接触电阻焊或埋弧焊后者钉头焊接牢固，并碳钢钉头与管亦能焊牢，钉头管由于焊接热应力大，对加热高腐蚀性的油品时，应退火处理可以消除内应力，钉头管的规格和数据见表3。表3.钉头管规格3.3炉管吊钩根据第三节的相关数据，结合文献[2]选取的炉管吊钩尺寸规格见表4，结构示意图见图11。表4.炉管吊钩尺寸图11.炉管吊钩结构示意图3.4炉管拉钩根据第三节的相关数据，结合文献[2]选取的炉管拉钩尺寸规格见表5，结构示意图见图12。表5.炉管拉钩尺寸图12.炉管拉钩结构示意图3.5看火门看火门是用来观察辐射室内燃料的燃烧状况及辐射管运行情况等，因此所采用的看火门的数量以及安装的位置应尽可能的满足工程实际的要求，即透过看火门能观察到所有燃烧器的燃烧状况。看火门的结构示意图如图13所示。3.6人孔门为了进入辐射室进行检修，需要设置人孔门和检修门。对于所设置的圆筒加热炉的人孔门设置在炉底。由于炉底至地面的高度有限，不足以抽出或送入拆换的辐射管，因此在炉顶没有环形弯头箱时，应在对流室两侧的炉顶上开检修孔，检修孔的大小应该能满足一次抽出或送入两根（焊好的一个弯头）辐射管的需要。本加热炉在炉底设置一人孔门，标记:DN580-PN1.6人孔，结构示意图如图14-a所示。在对流室侧壁上设置方式人孔门，便于检修和拆换对流室的炉管。在对流室的两壁各设置一个人孔门。人孔门的大小应能保证方便取出对流炉管和吹灰器，结构示意图如图14-b所示。a.炉外墙方型看火门b.炉底球形看火门图13.看火门结构示意图a.炉底人孔门b.对流室人孔门图14.人孔门结构示意图3.7防爆门设计拟采用规格为600×550，主要材质为铸铁的防爆门。防爆门的结构示意图如图15所示。图15.防爆门结构示意图3.8清扫门为了清扫对流管外表面的积灰，保证对流传热效果，对流室设置清扫门。清扫门结构示意图如图16所示。图16.清扫门结构示意图吹灰器是利用某种的吹灰介质（水、蒸汽、声波、燃气等）清扫受热面，清除受热面上的灰垢，以保证受热面的清洁程度。目前国内外采用的吹灰器主要有以下六种：蒸汽吹灰器、声波吹灰器、水力吹灰器、压缩空气吹灰器、钢珠吹灰器以及气脉冲吹灰器。在考虑生产工况安全等因素，吹灰过程必然有一个经济平衡点[2,30-33]。采用文献[30]的受热面积灰模型建立方法优化吹灰时间以及吹灰器类型的选取。每个吹灰器吹扫两排对流炉管，对流室共有13排炉管，最下面两排为遮蔽段的光管不许特别设置吹灰器[2]。自上向下每两排炉管设置一个吹灰器。1—构成谐振空腔的杯状体2—轴杆3—喷嘴4—调整环图18.声波吹灰器结构示意图4辐射—对流型圆筒加热炉结构的选用4.1加热炉主体结构管式加热炉主体结构是为满足工艺加热、生产操作和检修的需要，为了支持炉管系统、衬里和零部件等重量所设置的外部钢架体系。钢结构的强度除承受加热炉个不见的静载荷和动载荷外，还应能承受受检修在和、风载荷和地震载荷作用等，炉顶和操作面的防雨棚还要考虑雪载荷。4.1.1辐射室结构对于圆筒加热炉的辐射室的结构形式，目前国内外常采用环柱式承重辐射室及圆筒承重辐射室[2]。对于辐射室顶板的厚度一般选择8mm。（1）环柱式承重辐射室；在满足整体稳定性和经济效益的前提下优化环柱及环梁的间距，环柱的根数应为偶数，环梁与环柱的连接应考虑环梁的轴向力。（2）筒体承重辐射室；适用于筒体直径在（3～4）m的全辐射圆筒加热炉。底端按独立空腹柱考虑。筒体钢板厚度一般在（5～7）mm，筒体加强圈的间距在（2～2.5）m。综上，拟采用环柱式承重辐射室。由于作者能力有限，只是对其进行了选型，具体的结构尺寸设计可参考文献[2]。4.1.2对流室结构对流室架的设计是圆筒加热炉结构设计中的关键部分，对流室架的设计质量往往决定加热炉设计的成败[2,10,11]。目前国内外的对流室架的设计形式主要有以下五种：（1）箱型架式对流室这种对流室结构比较简单，基建投资较少。对流室的有效平面尺寸比例约为0.75～1.0，布置情况近似于正方形。与之配套的是底座为天圆地方的烟囱。这种设计形式适合的设计热负荷不超过6978kw。（2）梁式桁架对流室；这种对流室结构较复杂，制作量较大，虽肢杆的数目比较多，但气能适应热负荷较大的工作条件，能够减少钢材的使用量。其有效平面尺寸约为0.67～1.0，即可近似于矩形，也可近似于正方形。为目前国内外采用整体吊装的地面作业以减轻基建的工作量。这种设计形式适合的设计热负荷范围为（13956～52335）kw。（3）柱式桁架对流室；由环梁联成的整体结构。其耗材量较少，有效平面尺寸大多近似于矩形。与之配套的是圆形支座的烟囱，且须在空中完成柱接头作业。这种设计形式适合的设计热负荷为20934kw。（4）斜柱底座对流室；有效平面尺寸似于正方形，与之配套的是天圆地方底座的烟囱。这种设计形式适合的设计热负荷范围为（6978～38379）kw。（5）曲柱式对流室；底大梁支撑整个结构，由曲柱承托烟囱，是箱型架式对流室的一种变型结构。与之配套的是天圆地方或圆形底座的烟囱。这种设计形式适合的设计热负荷范围为（87225～13956）kw。综上，符合设计热负荷的对流室形式只有梁式桁架对流室及斜柱底座对流室。鉴于加热炉的安装场地及投资费用情况，拟采用梁式桁架对流室。由于作者能力有限，只是对其进行了选型，具体的结构尺寸设计可参考文献[2]。上的直梯根据具体情况进行选择[2,29]。另外，在设计热负荷较大的单台炉子还应设置安全梯。安全梯的型式根据场地的具体情况灵活选取。考虑发生火灾时人员的有序疏散及灭火工作后确定安全梯的布置位置[2,29]。有关圆筒炉平台、梯子的具体设计计算参考文献[2]。5优化烟气余热再利用方案管式炉的燃料消耗在炼油装置能量消耗中占有很大的部分，少则20%~30%，多则80%~90%。因此，提高管式炉的热效率，减少燃料的消耗，对降低装置的能量消耗具有十分重大的意义。热效率是衡量管式炉先进性的一个重要指标。它关系着石油化工装置能耗的高低[25]。采用余热回收系统可以大大的提高管式炉的热效率，节省能耗。回收烟气余热的方法很多：减小对流室末端温差；将其它需要加热的冷介质引入对流室尾部；设置烟气余热锅炉产生蒸汽；设置空气预热器以预热燃烧用空气。考虑到本管式炉的实际工况和经济效用，采用空气预热器以预热燃烧用空气的办法。空气预热器的种类繁多，实际的操作工况和经济效率来看，宜选用钢管式空气预热器。钢管式空气预热器是应用比较早的空气预热器，各方面的技术条件已经很成熟。因而现在被大规模的应用在各种加热炉上。余热锅炉的使用条件苛刻，不适用于排烟温度相对偏低的常减压等装置的加热炉[29]。螺杆膨胀机热源应用范围：（1）直接驱动螺杆膨胀动力机的如下：蒸汽参数：0.15MPa～3.0MPa，温度小于300℃；热水参数：压力大于0.8MPa，温度大于170℃。（2）间接应用的热源范围如下：蒸汽参数：压力小于0.1MPa；热水参数：压力小于0.8MPa，温度大于65℃；烟气参数：温度大于200℃。螺杆膨胀机的突出特点是：操作方便，运行维护简单，且具有除垢自洁能力，大修周期长。结论本文通过对管式加热炉结构，类型的研究可以在一定基础上充分了解到加热炉的相关知识，在管式加热炉的选用以及用途方面有了进一步的提高；并且对管式加热炉（炼厂的常减压工艺）进行行工艺设计，其内容包括加热炉总热负荷计算、燃料用量及烟气排放流量的计算、辐射室及对流室的热力值计算及校核的计算、辐射室及对流室的设计结构尺寸计算、炉内压力的计算、烟气阻力值计算、烟囱理论最低高度计算等。结论如下：综合设计初始数据、加热炉设计要求及实际运行情况，若选用单台加热炉运行设计方案，虽然节省了钢材，但加热炉综合热效率不高、适应负荷变化能力差；若选用两台加热炉并联运行设计方案，虽然初投资比较大，但由于减少了流动压头，进而节省了运行成本，主要是当其中一台加热炉检修时，另一台加热炉仍可以继续运行，不会迫使整个工艺装置停止运行，造成经济损失。综合看来，两台辐射-对流型圆筒加热炉并联运行不仅可以提高加热炉的热效率等，还可间接实现节能减排。辐射-对流型圆筒加热炉外形高为