第六章炉管内的压力降课件.pptx

第六章 炉管内的压力降 流体在炉管内的流动与一般管道内的流动不同，流动过程中要吸收热量，物性参数随之变化，有的发生化学反应,，有的发生相态变化──汽化。炉管内压力降的计算是十分复杂而麻烦的。 目的: 确定流体入炉时的压力，从而可以根据此压力 进行选泵。 炉管内介质的压力平衡关系: 炉管内流体的流动特点: 6-1 管内流速 压力降大，造成的能量损失大。 介质在管内的停留时间短，可以减少结焦和分解的危险，同时可以增加管内的传热系数。 流速低限是保证流型符合要求，以避免局部过热。 流速的上限是临界流速（该状态下的声速）。 流速是根据停留时间来决定的。 流速以保证转化管压力降约等于进口压力的8%～12%为宜。 流速高 气、液混相 的炉管内 裂解炉管内 烃类蒸气转化炉炉管内 6-2 无相变时的压力降计算 管内压力降 直管段的压力降 炉管当量长度 局部阻力引起的压力降 与回弯头有关的系数,等于弯头当量长度与管内径之比。 6-3 有相变时的压力降计算 汽 化 段 炉 管 的 压 力 降 一般出口条件和传入管段内的热量是已知的，计算所求的入口条件必须同时满足相平衡、热平衡和压力平衡三者。 特点：气液两相流；气相和液相的量和物性随 行程的增加而变化。 使用方程：压力降、相平衡、热平衡方程 例如： 管内气液两相流压力降确定的复杂性： 气相和液相流速一般不相同，它们之间有相对运动，会产生内摩擦损失。 液相有滞留量，使管内实际流通截面积减小，压力降增加。 垂直管内，液相在炉管内连续不断地上升和下降，会消耗能量而形成压力降低。 气液两相流可能呈现完全不同的流型。要保证良好的流型。必须有进行流型判别的图或关联式。 设计中，通过改变管径来保证流型符合要求。 扩径和注汽。 分段和猜算。 流型及其判别 水平管流型 随着气速增大，各种流型最后均发展为环-雾状流或单纯雾状流。 垂直管流型 水平管流型判别图 垂直管内气液两相流的流型判别图 炉管内气液两相流的适宜流型 炉管内不允许出现液节流 管内气、液两相流的流型最好是雾状流 泡点附近要达到雾状流比较困难，也允许出现环状流或分散气泡流 其它流型均应避免 当流型完全不符合要求时(流型靠近雾状流的边界时)，可以缩小炉管直径或加大注入的水蒸气量来获得适宜的流型。 压力降计算 方法：将两相流当作单相流计算 汽化段压力降计算式为： 均 相 法 或 或 由能量平衡求出物料的焓差，再由焓差查出 。 Dukler法 方法：在大量试验数据的基础上，通过相似分 析法得出压力降关联式。 压力降关联式： 相平衡计算 目的是计算汽化率 热平衡计算 目的是计算管段入口处的温度 。 有相变时管内压力降计算步骤 把汽化段炉管分成1米至几米长的若干短小段 从炉出口开始向入口侧逐段反算 流型判断 若流型靠近雾状流的边界时，需缩小管径（或减少管程数） 由相平衡和热平衡分别计算各管段入口处的汽化率和温度 一直计算到介质的泡点，即汽化开始点为止 由压力降公式计算各管段的压力降，管段入口压力P1=P2+ Pf 图解试算法 把辐射室进口到出口的整个管段分成加热段（介质全部为液态时的管段）和汽化段两部分 确定出汽化点 计算汽化段炉管的当量长度 加热段炉管的当量长度为辐射管总当量长度减去汽化段当量长度 计算两段各自的压力降：加热段为单相流动，管内压力降可由式 计算。汽化段压力降则由均相法计算 基本过程： 计算汽化段压力降 图解试算法计算步骤 1 假定开始汽化时的压力 2 由介质的相平衡曲线求出介质开始汽化的温度 3 计算汽化段炉管的当量长度 4 压力校核 猜算过程 若 ，则计算正确，否则重新假设 。 5 计算加热段炉管的当量长度和压力降 辐射管的总当量长度 介质在炉出口处的平均焓 介质在汽化点处的焓 介质在辐射室入口处的焓 即： 管长与传热量成正比 小 结 炉管内流体的流动特点 管内流速选择 无相变时的压力降计算 有