3 烟气的辐射系数hor
4 4 ⎡ T ⎛ ⎞ 1+ εt ⎛ Tt ⎞ ⎤ g ⎟ ⎢ε g ⎜ −α g ⎜ 5.67 × ⎟ ⎥ ⎜ ⎟ 2 ⎢ ⎝ 100 ⎠ ⎝ 100 ⎠ ⎥ ⎣ ⎦ hor = Tg − Tt
光管 平均辐射长度L
⎛ ⎞ Sc + Sb Sc + Sb ⎜ − 4.1⎟ ≤ 7 时， L = ⎜1.87 当 ⎟ ⋅ dc d dc c ⎝ ⎠
管内结垢热阻
管内流体 Ri ，m2・℃/W 石脑油和清油 1．工业用干净循环油 2．工业用有机溶剂 3．从脱沥青来的溶剂和精炼油 5．轻烷烃 6．天然汽油回收装置贫油 7．炼厂气体回收装置贫油 8．进裂化装置的粗汽油原料， 温度＜260℃ 9．进裂化装置的柴油原料， 温度＜260℃ 10．相对密度大于 0.93 的减压蒸馏 塔底馏出物 11．进润滑油精制装置的溶剂油 混合原料 12．进裂化装置的柴油原料， ＞260℃ 13．进裂化装置的粗汽油原料， ＞260℃ 14．粗汽油和清油全部汽化， 温度超过干点 0.000688 0.000688 0.000516 0.000344 0.000344 0.000344 0.000344 0.000172 0.000172 0.000172 0.000344 0.000344 0.000344 管内流体 Ri ，m2・℃/W 墨油、原油、塔底油和残渣油 15．进脱沥青装置原料 16．脱水原油，温度＜260℃, 流速≥1.3m/s 17．脱水原油，温度≥260℃， 流速 1.3m/s 18．未脱盐脱水原油，温度≥260℃， 流速 1.3m/s 19．相对密度小于 0.93 的减压装置 塔底残油 20．拔头原油，含硫 2%，≥260℃ 21．塔底残油，残碳 20%，硫 4% 22．工业用燃料油 23．从润滑油精制装置来的胶质 和沥青 0.000860 0.000860 0.000172 24．从脱沥青装置来的沥青和树脂物 0.000860 25．进减粘或焦化装置的残渣原料 26．从裂化装置来的残渣 0.000860 0.000860 0.000860 0.000860 0.000860 0.000688 0.000516 0.000344
平均温度差 烟气流动方向 与管束平行
Δt 1 − Δt 2 Δt = Δt 1 ln Δt 2
(t g1 − t i1 ) − (t g1 − t i 2 ) ln t g1 − t i1 t g1 − t i 2
Δt1 =
Δt 2 =
(t g 2 − t i1 ) − (t g 2 − t i 2 ) ln t g 2 − t i1 t g2 − t i2
说明：①对流室的热负荷等于加热炉的总热负荷 Q减去辐射室热负荷QR ； ②遮蔽管包括在辐射室中； ③对流室中敷设有过热蒸汽管，这部分蒸 汽所吸收的热量，应记在对流室的热负荷中。
平均温度差
为确保对流传热，烟气出对流室 的温度T2与管内介质入炉的温度ti1要 保持适当的温差，并据此来确定烟气 出对流室的温度（推荐温差为100～ 150℃）。
LC d ′ p ——钉头数。
dC l
三 对流室的主要尺寸
对流管横向排列的圆筒炉：
1 对流室的长度 对流室外形长度：LK = D′- ( 0.4～0.6 ) 2 对流管的有效长度 LC = LK – 2( 0.2 + h1 + h2 )
三 对流室的主要尺寸
3.对流室的宽度
SC
l
dC
b
* 采用光管，排列方式为三角形，且每排炉管根数相同时，对流室 净宽度为： b = ( nW – 1 ) SC + 0.5SC + SC = ( nW + 0.5 ) SC * 对流管采用钉头管或翅片管，三角形排列时，对流室净宽度为： b = ( nW – 1 ) SC + 0.5SC + dC + 2 [ l + ( 0.03～0.05 )]
λ
di
Re 0.8 Pr 1 3
使用条件：Re > 104，0.7 < Pr < 160，L/di > 50 考虑结垢热阻：
α i* =
1 1 α i + Ri
说明：
a.μ，μt－管内介质在平均温度和管壁温度下的粘度， Pa·s； b.使用条件：Re>104，0.7<Pr<16700，L/di>60，特别适用 于粘性流体。对于空气，应用0.023代替0.027； c.若关键性热阻在气膜，可选经验数据，如：当管内为原油 时：αi=1163W/(m2·K)；裂化原料：αi=930W/(m2·K)；重 油：αi=698W/(m2·K)； d.加热炉炉管内的结垢热阻Ri可查附录，故包括Ri在内的 1 管内对流传热膜系数为： α * =
四 对流总传热系数
（一）管内介质的对流传热系数αi
⎛μ 西德尔－泰特准数式： α i = 0.027 Re 0.8 Pr1 3 ⎜ ⎜μ d i ⎝ t 单相流，管内，强制流动
λ
⎞ ⎟ ⎟ ⎠
0.14
使用条件：Re > 104，0.7 < Pr < 16700，L/di > 60
α i = 0.023
4．从脱蜡装置来的溶剂和精炼油 0.000172
（二）管外综合传热系数ho 对流室中管外的传热过程与一般换热器壳程不 同，除了烟气以对流方式向管束和炉墙传热外，烟气 同时以辐射方式向管束和炉墙传递热量，而炉墙还向 管束辐射热量。所以对流室管外综合传热系数ho应包 括三部分。 烟气的对流传热系数αoc ho 烟气的辐射系数hor 炉墙的辐射系数hoW
当 7<
Sc + Sb ⎞ ⎛ S + Sb ≤ 13 时，L = ⎜ 2.82 c ⎟ ⋅ dc − 10 . 6 ⎟ ⎜ dc dc ⎠ ⎝
dc
钉头管或翅片管 L = ( 4～6 ) dp″= ( 4～6 ) ( dc – 2l )
dp″
L/m 0.05 0.13 0.26 0.39
εg 0.07 0.10 0.14 0.17
---辐射传热与管式加热炉
第九节 概述
对流室的传热计算
对流室的作用及特点 对流室主要计算内容
对流室传热计算
对流室经验选取尺寸 对流室尺寸的确定 对流室传热面积Act的确定 过热蒸汽管的计算
第九节
对流室的传热计算
对流室的作用及特点 作用：降低排出烟气的温度； 减少加热炉因为烟气排空而带来的热损失； 提高加热炉的热效率 特点：①以对流传热为主； ②烟气辐射传热也占据很大份额； ③炉墙参与辐射换热过程 ④炉管形式多样吸热介质不同
α oc = 1.098
dc
13
Gmax ——烟气在最小自由截面处的质量流速，kg/(m2.s)； Tg ——烟气平均温度，等于管内介质的平均温度加上对数平均温度，K。
2 翅片管和钉头管的对流传热系数αof
α f = 1.098
23 G max ⋅ Tg
0.3
de
13
Af
4 ×自由截面积 de = 传热周边长
第九节
对流室的传热计算
对流室主要计算内容 核心：确定对流室传热面积Act； 确定出对流烟气温度 方法：与换热器传热计算方法类似； 不同之处在于： ⑴既要考虑烟气对管束的对流传热， ⑵也要考虑烟气及炉墙对管束的辐射 作用； ⑶分段计算。
第九节
设 核 计 算
对流室的传热计算
计算对流室传热面积和结构尺寸。 计算对流室的热负荷 联解传热速率方程和热平衡方程 解决综合传热系数
⒈ S1 受限于弯头规范，特制弯头需订做 ⒉ S2层间距受制于炉管的排列方式 ⒊ S2对流管层间距并不总是△的高
对流室经验选取尺寸 ⒋管径：
原则：对流管通常选用与辐射管相 同的直径及相同的管程数
三 对流室的主要尺寸
⒈ 对流室宽度b：
b = ( nw − 1) ⋅ S c + 3d c
式中：dc－对流管的外径； nW－每排对流管根数； Sc－管心距； 3dc－相当于最外侧的对流炉 管与对流室炉墙之间的距离。
Δt1 − Δt 2 Δt = Δt1 ln Δt 2
对流室传热面积Act确定
Qc = K 0 Act Δt
Act = Qc / K 0 Δt
Qc为对流室热负荷，Δt为对数平均温差，K0为总传热系数，
计算思路和换热器传热面积的计算思路一 样。
对流室传热面积Act确定
对流室的热负荷：
QC = Q − QR
2. 烟气的质量速度Gg
* 光管：SC = ( 1.5～2 ) dC Gg = ( 1.5～2 ) kg/(m2s) Gg = ( 2～4 ) kg/(m2s) * 钉头管或翅片管：SC = ( 2～2.4 ) dC mg ⎛ ⎞ 1 Gg = a f = ⎜ dC + × d s × l × 2 ⎟ ⋅ LC ⎜ ⎟ 3600(LC b − a f nW ) d′ p ⎝ ⎠ 式中，mg ——烟气的质量流量，kg/h； af ——每根光管或钉头管或翅片管所占的流通截面积，m2； nW ——每排对流管的根数。 ds ——钉头直径或翅片厚度，m； dp′——纵向钉头或翅片间距，m； l ——钉头或翅片高度，m； LC ——对流管有效长度，m；
i
1
αi
+ Ri
（一）管内介质的对流传热系数αi 如果管内介质为油品，对流管外烟气膜的热阻比 管内油品液膜的热阻大很多，即气膜热阻为控制热 阻。这时，为了简化计算，可以根据经验选取管内油 品的对流传热系数 原油： αi = 1163 W/(m2.K) αi = 698 W/(m2.K) 裂化原油：αi = 930 W/(m2.K) 重油：
平均温度差
为确保对流传热，烟气出对流室的温度 T2与管内介质入炉的温度ti1要保持适当的温 差，并据此来确定烟气出对流室的温度（推 荐温差为100～150℃）。