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1、2.4 传热模型对焦化炉关键校核参数影响的研究Monte Carlo 方法的复杂工艺校摘要： 利用自行开发的包含罗伯伊万斯、别洛康半经验半理论传热模型及 核软件，考察了不同管外传热模型对管内停留时间、炉出口热转化率和边界底层温度等工艺参数的影响， 提出了对设计工况下关键工艺参数的极限变化区间进行判断的设计思路 关键词 ：焦化炉；管外传热模型；管内停留时间；热转化率；边界底层温度1. 前 言焦化炉是延迟焦化装置的核心设备，决定了整个装置的能耗和操作周期，提供了重油油 品轻质化所需要的能量。鉴于焦化炉管外辐射传热和管内流动及反应的复杂性，该单元设备 一直没有得到深入细致的研究，设计基本源于经验，与
2、国外先进水平相比，我国焦化炉普遍存在操作周期短、能耗水平高、单套装置加工能力低等问题，不能满足设备大型化及消除现 场焦化炉“瓶颈”制约等现场需求。在中石化总公司支持下，作者利用Visual Basic语言，将罗伯伊万斯、别洛康半经验半理论传热模型 1及以 Monte Carlo 方法为核心的管外过程模拟模块 2分别与管内模块进行联结以考察不同传热模型对管内停留时间、炉出口热转化率和边界底层温度等工艺参数的影响。2. 计算方法简介 2.1 控制炉管结焦的关键工艺参数延迟焦化是利用重油结焦前体物在裂解转化率较低时不易出现的反应现象，使重油在热 转化程度较低的情况下快速通过焦化炉管获得热化反应所需要
3、的热量，在焦化塔内完成重油轻质化的工艺过程，确保焦化炉管内不发生严重结焦是该工艺过程获得成功的技术关键。炉管上所沉积的焦炭来自于缩合反应， 其结焦速率为炉管管焦生成速率与脱落速率之 差，其中炉管管焦生成速率与管内壁温度及重油物性有关，管焦脱落速率则与边界层厚度及边界层两边结焦前体物的浓度差有关 3 。尽量降低重油在管内的停留时间及热转化率，限制 流动主体内结焦前体物的浓度，目的是限制炉管结焦速率。油品在管内停留时间、炉出口热转化率和和边界底层温度是限制炉管结焦的关键工艺参数4。(1)2.2关键工艺参数的计算方法将炉管分为若干段，假定每段内油品的流速不变。则管内介质的停留时间可由下式计算:ni
4、1 U7式中0为管内油品的停留时间；Li为第I段炉管的长度；U为第I段炉管内的流速；炉管任意 处和边界底层温度Twi与当地炉管表面热强度q,油品流动主体温度Toil，对流传热系数a之间 的关系可由下式表征：(2)Twi Toil 2炉出口油品的热转化率（反应深度）Xo为每段炉管的热转化率Xi之和:nXoXii 1假定每段炉管内油品的温度、压力及组成一致：第1段炉管的温度、压力由操作条件确定, 组成及油品物性与焦化循环油物性相同，利用平衡汽化求得该段内的汽化分率和表观流速， 由两相流模型求得该段内的压降，得到第2段的压力，由管外得到的热负荷通过热焓及反应热 模型求得该段内的温升，得到第2段的温度
5、，由热裂解产物分布模型5求得该段内的热转化深 度，得到第2段炉管截面组成，这样一直计算到焦化炉炉管出口，通过管内外的反复迭代最终 得到温度、压力、停留时间、热转化深度、管内外壁温度、汽化分率等所有工艺参数沿炉管的变化。管内反应及流动过程模拟所需要的模型及计算方法详细细节参见文献6，下文仅对 管外模型及模拟方法进行探讨。2.3管外热强度分布与传热模型 管外热强度分布是计算焦化炉关键工艺参数的基础。管式炉辐射室中的传热是很复杂的：炉膛结构及尺寸、燃料种类及燃烧方式、燃烧器的型式及排列方式以及炉管的排列等都 对热强度分布有影响。炉膛内燃料燃烧、烟气流动和高温辐射传热互相偶合，完全从理论上 得到热负荷
6、沿炉管分布十分困难。罗伯伊万斯法自1939年发表以来，至今仍是管式炉传热校核的主要方法之一，在炼油工 业中得到了广泛应用。该法假定辐射室内高温烟气充分扰动，温度处处相同；辐射室中高温 火焰传递给炉管的热量包括辐射和对流两部分，其中辐射包括火焰的直接辐射及反射墙的间 接辐射占主导地位；烟气对流给炉墙的热量与炉墙的散热损失相等，从辐射的角度，炉墙是一个绝热面。别落康法与罗伯伊万斯法并无本质不同，均属半经验半理论零维传热模型，其特点是引入了当量绝对黑表面的概念。二者均通过传热速率方程和热平衡方程，得到炉管表面的平均 热强度分布。已知火焰形状及烟气温度分布，区域法、蒙特卡罗法、热通量法均可得到热强度沿
7、炉管的分布：三种方法中，区域法理论上比较严格，但分区过多计算机工作量急剧增加；蒙特卡 罗法(Monte Carlo method)是将辐射能的发射方向、行程长度、表面的吸收与反射均看成随 机事件，由计算机产生随机数对辐射能的发射与吸收过程进行模拟的一种方法，计算工作量 较区域法小，精度基本与区域法相当。火焰形状及烟气温度分布必须通过建立合适的燃料燃烧、烟气高温辐射及湍流流动等模 型结合传热、传质及动量等基本守恒方程，通过对诸方程的离散求解，对管外整个稳态过程 进行模拟，才能完全从理论上得到 2，8。3. 计算实例与分析表-1 为特例焦化炉结构数据， 表-2 为主要操作参数标定值， 图-1 为原
8、料油裂解缩合反应特 性实测结果，图 -2 为实测管内油品升温曲线，以罗伯伊万斯、别落康、蒙特卡罗法不同传热 模型，得到的主要计算结果见表 -3，不同传热模型得到的升温曲线参见图 -3，蒙特卡罗法得 到的热强度分布参见图 -4。简要分析如下：a用三种方法所计算的辐射管入口压力与标定值接近；燃料用量较标定值高，主要有两个方面的原因：一是气体流量计计量不准，二与管内计算所用反应热模型有关；炉膛温度高 于标定值，与热电偶本身测量误差有关。b.罗伯伊万斯法与别落康法均属零维传热模型，即认为辐射室内气体温度均匀，热强度也为均匀分布，因此二者所得油品升温曲线重合；蒙特卡罗法所得油品升温曲线中，位于炉膛下部的
9、开始几根炉管升温速率较快，而上部炉管升温速率较慢，结合图 4 可以看出，由蒙 特卡罗法得到的热强度分布是非常不均匀的，最大热强度与最小热强度之比为 4.47，最大热强度与平均热强度之比为 1.97；炉膛内实际情况应介于二者之间。实际油温标定结果与零维 传热模型接近。因此可以利用模型计算结果对关键工艺参数的极限变化区间进行判断。C由图1可以看出，在热转化率超过 20%时，有明显缩合产物生成。国外大公司新设计 焦化炉主要控制介质大于 800F(426C)的停留时间不超过40s及焦化炉出口热转化率不超过 10%(m%)。由不同传热模型得到的停留时间、炉出口热转化率、边界底层温度及管外壁温度变化曲线参
10、见图-5、图-6、图-7、图-8, 430r以上油品停留时间均小于40s （最小为33.34s,最大为37.62s）；炉出口热转化率均小于10% （最大为7.869%，最小为6.831%）;管外壁温度最高为508r,低于Cr5Mo炉管所允许的上限（6000）。由此，可判断该焦化炉操作处于正常操作状态。d目前我国现有焦化炉设计基本源于经验，焦化炉工艺校核主要考虑炉管表面热强度和冷油流速两项指标。由于炉管在长度及圆周方向受热不均匀，有时在平均热强度尚未达到允许热强度之前，可能个别炉管的某些局部表面早已超过了允许热强度；提高冷油流速一方面可以减少炉管结焦，另一方面会导致炉管表面热强度增加，使炉管的结
11、焦倾向变重。因此上述工艺指标不能很好地反映现场焦化炉实际操作情况，为确保焦化炉正常操作，还应对油品在管内停留时间、炉出口热转化率和管内壁壁温等工艺参数进行校核。e由于油品在管内停留时间、炉出口热转化率和管内壁壁温等工艺参数都难以在现场进行测定，只能通过模型及软件进行模拟计算，考虑到模型本身的误差，我们可以利用不同模型通过考察管内外关键工艺参数的极限变化区间，对设计及操作工况进行安全判断。参考文献:1.2.3.4.5.6.7.&钱家麟等著，管式加热炉M，烃加工出版社，1987。XIAO ETAL : Process Simulation For a Tubular Coking HeaterJ
12、PETROLEUM SCIENCE AND TECHNOLOGY 18(3 &4), p319-333(2000)。XIAO ETAL :Study On Correlative Methods For Describing Coking Rate In Furnace TubesJ P ETROLEUM SCIENCE AND TECHNOLOGY 18(3 &4),305-318(2000)肖家治等： 肖家治等， 肖家治等： 黄祖祺等：O焦化炉工艺校核方法的研究J炼油设计，Vol.31第十期，2001。12集总重油热解反应产物分布模型的开发J，石油大学学报，2001，VOL.25 NO.5
13、 83-86焦化炉管内的工艺计算方法J，炼油设计，Vol.24第三期，1994。石油化工管式炉的模拟与计算机计算1993。S.V.帕坦卡 著,张政译.传热与流体流动的数值计算项目单位数据炉长mm11402炉宽（上部）mm2162炉宽（下部）mm4630炉高（上部）mm1075炉高（下部）mm7973火盆个数16火盆排数2火盆间距mm1300火盆直径mm460炉管总根数42炉管长度mm12000炉管内径mm107炉管外径mm127炉管管心距mm250转油线长mm9655表-1特例焦化炉结构尺寸项目单位标定值减渣进料量万吨/年50.87循环比1.250辐射管进口温度r365.8辐射管进口压力（绝压
14、）Mp1.5辐射管出口温度r496.0辐射管出口压力Mp0.34注水温度r209注水压力Mp1.9注水量kg/hr1058空气温度r143燃料用量Nnn/h1703过剩空气系数1.38烟气出辐射室温度r779表-2特例焦化炉主要操作条件标定值M，化学工业出版社，M.科学出版社，1984。4 20864201 1 %1率化转合缩0度 温 品 油1020304050炉管根数10 I.1203040裂解转化率%50图1原料油裂解缩合反应特性图2实测油温变化曲线表-3不同传热模型计算结果项目单位罗伯伊万斯法别落康法蒙特卡罗法循环油管内停留时间s65.1665.0963.75430 C以上停留时间s37
15、.6237.5933.34辐射管出口裂化转化率m%7.8697.836.831辐射管出口缩合转化率m%0.2460.2450.18最大表观流速m/s33.26533.54632.666出口汽化分率m%36.69236.72535.45最高边界底层温度C505.19505.08508.39最高管外壁温度C513.06512.94519.19平均热强度kW/mA232.8232.79132.17最大热强度与平均热强度之比111.97最低热强度与平均热强度之比110.275辐射管入口压力MPa1.5541.5531.5497燃料用量NriT/hr235521252396炉膛温度C852.26833.
16、24855.49500 -480 -460440 -420400七10别落康法 蒙特卡罗法 点温计测 热电偶测2030炉管根数4050图3油品升温曲线严WK度强热面表管炉200000000876543211020304050炉管位置图-4蒙特卡罗法得到的热强度分布图OOOOOOOO7 6 5 4 3 2 1S ,间时留停102030炉管根数图-5罗伯伊万斯法-别落康法*蒙特卡罗法4050管内油品停留时间变化曲线9876543210%，率化转解裂102030炉管根数4050图-6裂解转化率变化曲线O O O O5 0 5 05 5 4 4C度温层底界边10图-72030炉管根数罗伯伊万斯法-别落康法*蒙特卡罗法4050边界底层温度变化曲线O O O O5 0 5 05 5 4 4C度温壁外管10图-8罗伯伊万斯法别落康法.蒙特卡罗法2030炉管根数4050管外壁温度变化曲线