用于乙烯蒸汽裂解炉工艺设计和操作优化的耦合计算方法

用于乙烯蒸汽裂解炉工艺设计和操作优化的耦合计算方法
【专利摘要】本发明公开一种乙烯蒸汽裂解炉的耦合计算方法，用于裂解炉的工艺设计及操作优化计算。该方法将裂解炉的计算分成对流段计算模块、辐射段计算模块和废热锅炉计算模块。辐射段计算模块本身包含炉膛计算子模块和炉管计算子模块。对流段计算模块用来计算烟气与对流段管排之间的传热和管排内流体的流动、相变和传热；炉膛计算子模块用来计算燃料的燃烧、烟气的流动、烟气与炉管之间的传热；炉管计算子模块用来计算炉管内的自由基裂解反应和传热；废热锅炉计算模块用来计算急冷换热器内裂解气与锅炉给水之间的传热。通过迭代求解上述各个模块，可以得到裂解炉系统的全局解，用于确定裂解炉的最优操作参数以及准确预测裂解炉的运行状态。
【专利说明】
用于乙烯蒸汽裂解炉工艺设计和操作优化的耦合计算方法
技术领域
[0001] 本发明涉及一种用于乙烯蒸汽裂解炉的耦合计算方法，该方法可用于工业乙烯蒸 汽裂解炉的工艺设计和操作优化。
【背景技术】
[0002] 乙烯是一种十分重要的化工原料，乙烯的产量、单套装置的规模和技术水平是衡 量一个国家石化工业发展水平的重要标志。目前，烃类的蒸汽热裂解仍是生产乙烯的最主 要方法，而乙烯裂解炉作为整个裂解装置的龙头，其工艺设计的合理性以及运行状态的好 坏直接决定了产品的质量、装置的稳定性和能耗水平。
[0003] 图1为一个典型的乙烯裂解炉的工艺流程图。需要指出的是，乙烯裂解炉有多种不 同结构，图1仅示意了其中一种可能的结构。一般而言，乙烯裂解炉通常包括三部分，分别是 对流段、辐射段和废热锅炉。（1)对流段主要用于回收高温烟气中的热量，这部分热量可以 用来加热裂解原料和稀释蒸汽、预热超高压锅炉给水、过热超高压蒸汽；（2)辐射段是烃类 原料发生裂解反应从而生成裂解产品的地方，由于裂解反应是强吸热反应，因此需要通过 燃烧大量燃料来提供热量；（3)废热锅炉是由急冷换热器和汽包组成，通过回收烟气和裂解 气中的热量来产生超高压蒸汽。
[0004] 裂解原料首先进入原料预热一段和原料预热二段当中进行初步加热，然后与经过 稀释蒸汽预热段加热的稀释蒸汽相混合。混合后的裂解原料和稀释蒸汽进入原料与稀释蒸 汽预热一段和二段进一步加热后，经过横跨管进入辐射段中的辐射盘管内发生裂解反应。 有些辐射段内同时设置有底部烧嘴(简称:底烧)和侧壁烧嘴(简称:侧烧)来为裂解反应提 供所需热量，也有些辐射段内仅设置有底部烧嘴。反应后的高温裂解气需要在急冷换热器 中被迅速降温，从而最大限度的减少副反应带来的不利影响。高温裂解气在急冷换热器中 被回收的热量用于生成超高压蒸汽，并从汽包引出后进入超高压蒸汽一段和二段进一步过 热。最终输出乙烯裂解炉的超高压蒸汽的温度可以通过减温器进行调节和控制，以满足超 高压蒸汽管线以及蒸汽用户的要求。另外，进入汽包的超高压锅炉给水需要先进入省煤器 中进行预热，从而可以尽可能多的回收烟气中的热量，以提高裂解炉的热效率。
[0005] 本专利所指的"乙烯裂解炉的工艺设计"，其含义是:根据裂解原料的性质、对目标 产品收率的要求、以及对裂解炉热效率的要求等，从工艺流程的角度来设计出一台新的、并 且结构尽可能合理的乙烯裂解炉。
[0006] 本专利所指的"乙烯裂解炉的操作优化"，其含义是:在一台已有的乙烯裂解炉的 基础上，通过调整裂解原料分配，或者通过调整裂解炉的工艺操作参数，从而尽可能地提高 裂解炉的热效率、提高目标产品的综合收率等。
[0007]乙烯裂解炉的工艺设计计算十分复杂，必须同时考虑很多因素和限制条件。下面 仅列举了其中部分必须考虑的因素：
[0008] (1)在设计对流段的结构时，必须充分考虑裂解原料的物性，从而保证裂解原料在 每一段原料预热管排内的相态、温度和压力降均满足要求;横跨管的流体温度（即，横跨温 度)必须在一个合理的范围之内，从而满足裂解反应的要求;超高压蒸汽过热段管排结构的 设计必须满足蒸汽管网和蒸汽用户的要求;排烟温度必须在一个合理范围之内，过高会降 低裂解炉的热效率，过低则会发生露点腐蚀。
[0009] (2)烃类的蒸汽热裂解反应是一个强吸热的过程，并且原料的裂解深度、目标产品 的收率、以及操作周期的长度均对反应温度十分敏感。因此，在设计辐射段的结构时，必须 充分考虑裂解原料对应的裂解反应特性，合理设计辐射室的整体尺寸(包括长、宽、高等）、 辐射管排的尺寸结构、烧嘴的数量和排布等，尽可能使燃料燃烧的放热模式、炉膛内的烟气 流动模式、管排的吸热模式达到最优匹配。
[0010] (3)在设计废热锅炉的结构时，必须合理设计急冷换热器的结构，从而使高温裂解 气尽可能地快速降温至一个合理温度，同时要尽量避免急冷换热器内发生结焦；必须合理 设置汽包与急冷换热器之间锅炉给水形成自然循环对流的循环倍率，使蒸汽的发生量和稳 定性均满足要求。
[0011]与工艺设计计算不同，乙烯裂解炉的操作优化计算不需要重新设计裂解炉的尺寸 结构，而是通过改变裂解原料的分配或者调整裂解炉的操作参数来观察目标产品的收率、 裂解炉的整体热效率、操作周期和稳定性是如何变化的，从而确定更优化的裂解炉运行条 件。一般而言，"工艺设计计算"的难度更大一些。另外，满足"工艺设计计算"的方法均可以 满足"操作优化计算"的要求，这是因为二者的核心计算模型是相同的。
[0012] 目前，国内开发的裂解炉计算方法和模型主要存在以下问题：
[0013] (1)大部分模型和方法都是针对操作优化的，很少有针对新裂解炉的工艺设计计 算的，其中的很多模型参数必须依靠实际的工业运行数据进行拟合回归，模型的适用性和 外推性均不高。
[0014] (2)绝大多数模型和方法均为了降低难度和计算量采取了简化处理，例如管排的 详细结构经常采用"冷平面"进行近似，因而无法满足设计计算的精度要求。另外有些建模 方法为了追求更高的精确度而采用了计算流体动力学模拟的手段，但是由于这种方法的计 算量过大，单个工况的计算时间过长，因此无法用于必须考虑大量工况的工艺设计计算。
[0015] (3)目前国内尚没有将对流段、辐射段和废热锅炉系统联合建模进行工艺计算的 方法。绝大部分方法仅局限于辐射段的工艺设计计算和操作优化计算，因此这些模型和方 法得到的结果只可能是局部最优的，无法满足整台裂解炉的高精度工艺计算和操作优化。
[0016] 综上所述，针对上述问题，开发出一套涵盖对流段、辐射段和废热锅炉系统的联合 计算方法，用于乙烯裂解炉的工艺设计和操作优化，可以极大提高我国乙烯裂解炉的设计 技术水平，并能改善现有乙烯裂解炉的运行状态。

【发明内容】

[0017] 本发明提供一种乙烯蒸汽裂解炉的耦合计算方法，该方法兼备很高的准确度和很 高的运算效率，既可以用于新裂解炉的工艺设计计算，也可以用于已有裂解炉的操作优化 计算。
[0018] 为达到上述目的，本发明提供了一种乙烯蒸汽裂解炉的耦合计算方法，根据乙烯 裂解炉的实际结构和工艺流程，将整个裂解炉的计算分为三个模块，分别是对流段计算模 块、辐射段计算模块和废热锅炉计算模块，通过迭代求解上述三个模块，得到裂解炉系统的 全局解，该方法包括以下步骤：
[0019 ]( - )建立对流段计算模块控制方程组，具体包括：
[0020] (1)建立对流段盘管与高温烟气之间的对流传热模型
[0021] 根据对流段采用的交错排布的锯齿形翅片管的特点，对流段盘管与高温烟气之间 的对流传热系数采用ESC0A方法进行计算，计算公式如下：
[0022]
[0023]
[0024]
[0025]
[0026]
[0027]
[0028] 翅片效率η采用如下公式进行计算：
[0029]
[0030]
[0031]
[0032]
[0033]
[0034] Af和At分别是单位炉管长度下的翅片面积和总面积，m2/m;
[0035] Km是翅片的导热系数，W/(m K);
[0036] ws是翅片的宽度，m;
[0037] (2)建立对流段盘管与高温烟气之间的压降模型
[0038] 高温烟气在对流段管排之间流动时的压降采用如下公式计算：
[0039]
[0040]
[0041]
[0042]
[0043] C2 = 0.75+1.85Re-°.3 公式 16
[0046] (3)建立对流段炉管内流体的单相传热模型[0047] 对流段炉管内单相流体与炉管内壁之间的对流传热系数采用如下公式进行计算：
[0044]
[0045]
[0048]
[0049] (4)建立对流段炉管内单相流体的压降模型
[0050] 沿对流段炉管的压降表达式为：
[0051]
[0052]对于光滑的直管段，范宁摩擦系数的计算表达式如下：
[0053]
[0054]对于光滑的弯管段，范宁摩擦系数的计算表达式如下：
[0055]
[0056] ^ v ? y
[0057] (5)建立对流段炉管内流体的两相传热模型
[0058]对于炉管内发生相变的情况，采用Baker的流型图来判断流体在管内流动时的流 型，对流段炉管内流体与炉管内壁之间的对流传热系数采用如下公式进行计算：
[0059] htc = aTthn+ht 公式 24
[0060]
公式 25
[0061] it = -l〇. 08547+3.43598(lnRet)2+0.01038( InRet)3 公式 26
[0062]
公式 27
[0063 ](二)建立辐射段计算模块控制方程组，具体包括：
[0064] (1)建立炉膛内高温烟气与辐射管排之间的区域法辐射传热模型
[0065] 区域法的思路是：（a)先将辐射段按照一定要求划分成一系列表面区和烟气区，其 中表面区又分为炉膛内表面区和炉管外表面区，并假设每个区域内部的温度是均匀的；（b) 在假设所有表面均为黑体的基础上计算出每个区域之间的直接交换面积；（c)在假设所有 表面均为理想灰体的基础上计算出每个区域之间的总交换面积；（d)在假设炉膛烟气的黑 度可以用一个透明气和若干个理想灰气的基础上计算出每个区域之间的定向流面积；（e) 对每个区域建立能量守恒方程，并对其进行数值求解，从而得到各个区域的温度；
[0067]
[0066] (1-a)表面区与表面区、表面区与气体区、气体区与气体区之间的直接交换面积由 如下公式进行计算：
[0068]
[0069]
[0070] α-b)在直接交换面积的基础上求取总交换面积，对每个表面区建立辐射能流平 衡方程，得到以下方程组：
[0071]
[0072] 经过整理后，得到如下方程组：
[0073
[0074] 上述公式的左边是由直接交换面积、表面积和反射率组成的系数矩阵，等式的右 边则是由表面的黑度和直接交换面积组成的列矩阵。采用数值计算的方法求解上述方程组 即可得到比反射热流密度，然后按照下列公式求出表面区之间的总交换面积：
[0075]
[0076] (1-c)对所有的气体区域建立辐射能流平衡方程，得到以下方程组：
[0077]
[0078] 经过整理后，得到如下方程组：
[0079]
5
[0080]上述公式的左边是由直接交换面积、表面积和反射率组成的系数矩阵，等式的右 边则是由直接交换面积组成的列矩阵。采用数值计算的方法求解上述方程组即可得到比反 射热流密度，然后按照下列公式得出气体区与表面区之间的总交换面积：
[0081]
[0082] 气体区与表面区之间的总交换面积可以采用下式进行计算：
[0083] Κ~?·
[0084] 气体区与气体区之间的总交换面积则可以采用下式进行计算：
[0085]
[0086] (1-d)计算定向流面积，其中炉膛烟气的黑度采用一个透明气和若干个灰体气加 权来近似表征，烟气的黑度^和吸收率4可表示为：
η[0089] 定向流面积根据下述公式进行计算：
[0087]
[0088]
[0090]
η
[0091] (1-e)对所有区域建立能量平衡方程
[0092] 首先对炉墙内表面区WSi建立能量平衡方程：
[0093]
[0094] 其次，对炉管内表面区TSi建立能量平衡方程：
[0095] /.= 1 /=1 /-I
[0096] 最后，对气体区Gi建立能量平衡方程：
[0097] J~L J-L J~L-
[0098] 最终建立的能量平衡方程组中的方程数量等于所有区域的数量，该方程组是非线 性方程组，采用Newton-Raphson方法进行求解；
[0099] (2)建立辐射炉管内的自由基裂解反应模型
[0100] 采用一维平推流模型来表征辐射炉管中的反应、传热和流动过程，对辐射炉管建 立质量、能量和动量守丨旦方程：
[0101] ①质量守恒方程
[0102] 在反应管微元dz内，某组分i的质量守恒方程如下：
[0103]
[0104] ②能量守恒方程
[0105] 在反应管微元dz内，能量守恒方程如下：
[0106]
[0107] ③动量守丨旦方程
[0108] 辐射炉管的动量守恒方程与对流段炉管一致，采用公式20~23。
[0109] (三)建立废热锅炉计算模块控制方程组 [0110]急冷锅炉的总传热系数κ按照如下公式计算：
[0111]
[0112] 换热管内裂解气的给热系数cu按照如下公式计算：
[0113]
[0114] 换热管外高压锅炉给水的沸腾给热系数α。按照如下公式计算：
[0115] ae=2.462qftVf15 公式 49
[0116] 线性急冷换热器的总换热量按照如下公式计算：
[0117] Q=K*F*Atm 公式 50
[0118] (四）对上述三个模块进行迭代求解直至收敛，具体包括：
[0119] 步骤1:输入裂解炉对流段和辐射段的详细结构尺寸参数，包括长宽高、管排结构、 燃烧器结构和排布；
[0120] 步骤2:输入初始操作参数:裂解原料的物性和流量、稀释比、燃料气组成和流量、 空气组成和过剩系数、火墙温度、辐射盘管外壁温度分布；
[0121 ]步骤3:求解对流段计算模块和废热锅炉计算模块，直至收敛，具体包括：
[0122]步骤3.1:输入初始超高压锅炉给水和超高压蒸汽的流量；
[0123] 步骤3.2:求解对流段计算模块，直至收敛；
[0124] 步骤3.2:将对流段计算模块输出的省煤器出口温度和超高压蒸汽的流量代入废 热锅炉计算模块，直至收敛；
[0125] 步骤3.3:比较废热锅炉计算模块输出的超高压锅炉给水和超高压蒸汽的流量是 否已经收敛;如果收敛，则结束计算；否则，将新的超高压锅炉给水和超高压蒸汽的流量代 入对流段计算模块重新迭代计算；
[0126] 步骤4:将对流段计算模块输出的横跨温度的变量值代入辐射段计算模块进行计 算，直至收敛，具体包括：
[0127] 步骤4.1:输入初始辐射盘管金属外壁温度分布；
[0128] 步骤4.2:求解炉膛计算子模块，直至收敛；
[0129] 步骤4.3:将炉膛计算子模块输出的辐射盘管金属外壁热通量分布代入炉管计算 子模块进行计算，直至收敛；
[0130] 步骤4.4:比较炉管计算子模块输出的辐射盘管金属外壁温度分布是否已经收敛。 如果已经收敛，则结束计算;否则，将新的辐射盘管金属外壁温度分布重新输入炉膛计算子 模块进行计算；
[0131] 步骤5:判断辐射段计算模块输出的新的火墙温度和烟气流量的变量值是否已经 收敛，如果已经收敛，则结束计算并输出最终计算结果；否则，将新的火墙温度和烟气流量 的变量值代入对流段和废热锅炉计算模块重新进行计算。
[0132] 进一步地，整个系统以及各个模块的收敛判据由某一系列预设的阈值来构成，当 前后两次计算结果的差值小于对应的阈值，则整个系统和各个模块收敛。
[0133] 在进行裂解炉的工艺设计计算和操作优化计算时，对流段、辐射段和废热锅炉这 三大模块的计算是强烈地耦合在一起的：（1)对流段的传热过程会影响横跨温度；（2)横跨 温度则会影响辐射段内的裂解反应、燃料消耗量和火墙温度；（3)燃料消耗量和火墙温度反 过来又会影响对流段各段管排内流体的温度以及最终的排烟温度；（4)裂解反应温度会影 响超高压蒸汽的发生量，而超高压蒸汽的发生量也会影响对流段的操作条件。
[0134] 对于上述这种多个模块高度耦合在一起的复杂系统，必须将各个模块按照一定的 逻辑顺序组织在一起进行迭代求解并收敛，才能得到整个系统的全局解。相反，如果只将其 中的某一个模块单独拆分出来进行求解，只能得到局部解，并且这个局部解可能会严重偏 离全局解，因此无法代表裂解炉的真实运行状态。
[0135] 本发明采用了嵌套耦合计算方法来求解乙烯裂解炉系统的全局解。该方法根据乙 烯裂解炉的实际结构和工艺流程，将整个裂解炉的计算分成了三个模块，分别是对流段计 算模块、辐射段计算模块和废热锅炉计算模块。其中，辐射段计算模块本身又包含了两个 子模块，分别是炉膛计算子模块和炉管计算子模块。对流段计算模块用来计算高温烟气与 对流段管排之间的传热和管排内流体的流动、相变和传热；炉膛计算子模块用来计算燃料 的燃烧放热、高温烟气的流动、高温烟气与辐射管排之间的辐射和对流传热;炉管计算子模 块用来计算辐射炉管内复杂的自由基裂解反应和传热过程;废热锅炉计算模块用来计算急 冷换热器内裂解气与锅炉给水之间的传热。该计算方法可以得到裂解炉系统的全局解，而 非局部解，从而可以准确描述裂解炉真实的运行状态。
[0136] 本发明中的嵌套耦合计算方法具有以下特点：
[0137] 1、充分考虑了乙烯裂解炉的实际结构和工艺流程，可以完整描述裂解炉对流段、 辐射段和废热锅炉之间的耦合关联作用，因此，通过该方法计算得到的结果是整个裂解炉 系统的全局解，而非局部解，可以准确描述裂解炉真实的运行状态。
[0138] 2、炉膛计算子模块中使用了改进型的区域法，不再将辐射管排假想成一个"冷平 面"，而是充分考虑了辐射管排的实际三维结构，将每一根炉管独立出来进行分区计算。其 次，使用者可以根据炉膛和炉管的实际结构有针对性的进行区域划分，十分灵活方便。这种 改进型的区域法真实反映了裂解炉的实际三维结构和尺寸，既能保证计算结果的精确度， 同时又能将计算量保持在一个合理的范围内。
[0139] 3、炉管计算子模块使用了一维平推流反应器模型，并建立了质量、动量和能量守 恒方程;炉管模型可以根据裂解原料的宏观物性，包括Ρ0ΝΑ值、蒸馏曲线、平均分子量和平 均密度等，采用数值计算的方法得到裂解原料的分子组成(某些较重分子需要使用虚拟组 份代替），并作为裂解反应的输入条件;采用了自由基反应网络来精确描述烃类的蒸汽热裂 解过程，自由基反应网络包括100多种组分和2000多个自由基反应，可以准确得到原料的转 化率、裂解产品的分布、反应吸热量和结焦状态等一系列重要参数。由于采用了上述模型， 炉管计算子模块可以十分精确的描述炉管内流体的流动、传热和反应。
[0140] 4、对流段计算模块充分考虑了实际管排的结构，包括管子的长度、内径、壁厚、翅 片型式、翅片高度和厚度、管子之间的相对排列等，可以准确描述高温烟气和管排之间的传 热过程。
[0141] 5、废热锅炉计算模块采用了急冷换热器和汽包的真实三维结构进行建模计算，可 以准确预测自然循环对流的循环倍率、超高压蒸汽的发生量、以及裂解气经过急冷换热器 后的温度等。
[0142] 6、该方法具有很多不同的计算模式，十分灵活方便和实用。例如，可以设定燃料气 和裂解原料的流量来计算裂解原料的转化率、裂解产品的收率、排烟温度、产气量等;也可 以设定目标产品的收率活裂解原料的转化率来计算需要的燃料气量等;还可以通过灵敏度 分析的方式来确定各个变量之间的关联程度，从而帮助使用者确定最佳的原料分配方案和 最优的操作参数组合灯。
[0143] 本发明充分考虑了乙烯裂解炉对流段、辐射段和废热锅炉这三个模块之间的耦合 关联作用，首先建立各个模块自己的控制方程组，然后根据模块之间的逻辑关系进行迭代 计算，最终获取乙烯裂解炉系统的全局解。该发明具备很高的准确度和运算效率，可以用于 裂解炉的工艺设计计算和操作优化计算。本方法适用性较为广泛，可用于不同类型的裂解 原料及烃类蒸汽裂解炉。
【附图说明】
[0144] 图1为典型的乙烯裂解炉的工艺流程图；
[0145] 图2为本发明一个实施例的嵌套耦合计算方法的概念逻辑框图；
[0146] 图3为本发明一个实施例的嵌套耦合计算方法的详细逻辑框图；
[0147] 图4为本发明一个实施例的对流段计算模块和废热锅炉计算模块的详细逻辑框 图；
[0148] 图5为本发明一个实施例的辐射段计算模块的详细逻辑框图；
[0149] 图6为本发明一个实施例的区域法中表面区与表面区之间直接交换面积计算示意 图；
[0150] 图7为本发明一个实施例的区域法中烟气区与表面区之间直接交换面积计算示意 图；
[0151] 图8为本发明一个实施例的区域法中烟气区与烟气区之间直接交换面积计算示意 图。
【具体实施方式】
[0152] 下面结合某工业石脑油蒸汽裂解炉的计算实例进行说明：
[0153] 计算实例采用的裂解炉结构如图1所示。对流段管排自上而下依次为原料预热一 段、省煤器、原料预热二段、原料与稀释蒸汽预热一段、稀释蒸汽预热段、超高压蒸汽过热一 段、超高压蒸汽过热二段、原料与稀释蒸汽预热二段。在稀释蒸汽预热段出口和原料预热二 段出口处设置混合器。在超高压蒸汽过热一段和二段之间设置减温器。辐射段内仅设置底 部烧嘴。设置急冷换热器和汽包组成的废热锅炉系统来给裂解气降温并产生超高压蒸汽。
[0154] 1、建立对流段计算模块控制方程组
[0155] (1)对流段盘管与高温烟气之间的对流传热模型
[0156] 本计算实例中对流段采用了交错排布的锯齿形翅片管来增强对流传热效果，对流 段盘管与高温烟气之间的对流传热系数采用著名的ESC0A方法进行计算，计算公式如下：
[0157]
[0158]
[0159]
[0160]
[0161]
[0162]
[0163] A。是管排对烟气的阻碍面积，m2/m
[0164] 心是烟气的比热，J/(kg K)
[0165] h。是对流段盘管与烟气之间的对流传热系数，W/(m2K)
[0166] k是烟气的导热系数，W/(m K)
[0167] μ是烟气的粘度，kg/(m s)
[0168] (计算烟气物性时需要采用平均烟气温度。）
[0169] Tg和Tf分别是烟气和翅片的温度，K
[0170] G是烟气的质量通量，kg/(m2s)
[0171] d是对流段炉管的外径，m
[0172] Nw是每排炉管的根数
[0173] Nd是管排数
[0174] L是炉管的有效长度，m
[0175] h是翅片的高度，m
[0176] b是翅片的厚度，m
[0177] η是翅片的密度，翅片个数/m
[0178] 18是烟气的流率，kg/s
[0179] St和SL分别是对流段炉管之间横向和纵向的间距，m
[0180] Re为烟气的雷诺数
[0181]翅片效率η采用如下公式进行计算：
[0182]
[0183]
[0184]
[0185]
[0186] m= [2h0(b+ws)/Km/b/ws]0'5 公式 11
[0187] Af和At分别是单位炉管长度下的翅片面积和总面积，m2/m
[0188] Km是翅片的导热系数，W/(m K)
[0189] ws是翅片的宽度，m
[0190] (2)对流段盘管与高温烟气之间的压降模型
[0191] 高温烟气在对流段管排之间流动时的压降采用如下公式计算：
[0192]
[0193]
[0194]
[0195]
[0196]
[0197]
[0198]
[0199] Δ ,mm wc
[0200] 08是烟气在平均温度下的密度，kg/m3
[0201 ] (3)对流段炉管内流体的单相传热模型
[0202]对流段炉管内单相流体与炉管内壁之间的对流传热系数采用如下公式进行计算：
[0203]
公式 19
[0204] hc是管内流体与炉管内壁之间的对流传热系数，W/ (m2K)
[0205] w是单根炉管内的质量流率，kg/s
[0206] 心是流体的比热，J/(kg K)
[0207] μ是流体的粘度，kg/(m s)
[0208] k是流体的导热系数，W/(m K)
[0209] di是炉管的内径，m
[0210] (4)对流段炉管内单相流体的压降模型
[0211] 沿对流段炉管的压降表汰式为：
[0212]
公式 20
[0213] pt 为总压，pa
[0214] α为转换系数
[0215] η为弯管处的半径，m
[0216] f为范宁摩擦系数
[0217] ξ为弯头的涅克拉索夫系数
[0218] 对于光滑的直管段，范宁摩擦系数的计算表达式如下：
[0219]
公成 21
[0220] 对于光滑的弯管段，范宁摩擦系数的计算表达式如下：
[0221]
[0222] 、 .y \ 〇 /
[0223] k为弯管的弯曲角度，rad
[0224] (5)对流段炉管内流体的两相传热模型
[0225] 对于炉管内发生相变的情况，采用Baker的流型图来判断流体在管内流动时的流 型，对流段炉管内流体与炉管内壁之间的对流传热系数采用如下公式进行计算：
[0226] htc = aTthn+ht 公式 24
[0227]
公式 25
[0228] it = -l〇. 08547+3.43598(lnRet)2+0.01038( InRet)3 公式 26
[0229] 公式 27
[0230] nte定网TO、侃?示甘別7篇1专热系数，W/ (m2K)
[0231] a是与流型有关的核沸腾传热系数校正因子，可从相关图表中读取
[0232] hn是核沸腾传热系数，W/(m2K)
[0233] ht是两相强制对流传热系数，W/ (m2K)
[0234] Tt是两相强制对流核沸腾干扰系数 [0235] Ια是液体介质的导热系数，kcal/(m hr K)
[0236] cl是液体介质的定压比热，kcal/(kg K)
[0237] pL是液体介质的密度，kg/m3
[0238] PV是气体介质的密度，kg/m3 [0239] 〇L是液体介质的表面张力，dyn/cm [0240] yL是液体介质的粘度，cP [0241] Η是液体介质的蒸发潜热，kcal/kg
[0242] IV和T是壁面和流体的温度，°C
[0243] PW和Ps是介质在壁面和饱和温度下的蒸汽压，kg/cm2
[0244] Ret是两相流的雷诺数
[0245] hL是液相的给热系数，kcal/(m2hr K)
[0246] X是马丁参数，计算方法可参考Baker流型图
[0247] 2、建立辐射段计算模块控制方程组
[0248] (1)炉膛内高温烟气与辐射管排之间的区域法辐射传热模型
[0249] 区域法的核心思路是：（a)先将辐射段按照一定要求划分成一系列表面区和烟气 区，其中表面区又分为炉膛内表面区和炉管外表面区，并假设每个区域内部的温度是均匀 的；（b)在假设所有表面均为黑体的基础上计算出每个区域之间的直接交换面积；（c)在假 设所有表面均为理想灰体的基础上计算出每个区域之间的总交换面积；（d)在假设炉膛烟 气的黑度可以用一个透明气和若干个理想灰气的基础上计算出每个区域之间的定向流面 积；（e)对每个区域建立能量守恒方程，并对其进行数值求解，从而得到各个区域的温度等。
[0250] 需要指出的是，在对炉管外表面进行区域划分时，为了提高计算准确度，不能将整 个管排简化处理成一个"冷平面"，相反，需要对每一根炉管进行单独计算。本计算实例将每 根炉管沿着长度方向每隔1米左右划分成一个表面区，并且在计算每个炉管外表面区与其 它区域之间的直接交换面积时，必须利用立体几何的知识充分考虑炉管之间的相互遮蔽。
[0251] (Ι-a)表面区与表面区、表面区与气体区、气体区与气体区之间的直接交换面积 (见图7~8)可由如下公式进行计算：
[0252]
[0253]
[0254]
[0255] ?、?和私&分别是表面区与表面区、表面区与气体区、气体区与气体区之间 的直接交换面积，m 2
[0256] k为烟气在灰气假设下的衰减系数，1/m
[0257] r为区域微元之间的距离，m
[0258] Θ4ΡΘ」为区域之间的相对角度，rad
[0259] dA和dV分别为表面区和气体区的微元面积和微元体积，m2和m3
[0260] (1-b)接下来，在直接交换面积的基础上求取总交换面积。对每个表面区建立辐射 能流平衡方程，可以得到以下方程组：
[0261]
[0262] 经过整理后，可以得到如下方程组：
[0263；
- -
[0264] 上述公式的左边是由直接交换面积、表面积和反射率组成的系数矩阵，等式的右 边则是由表面的黑度和直接交换面积组成的列矩阵。采用数值计算的方法求解上述方程组 即可得到比反射热流密度，然后按照下列公式便可求出表面区之间的总交换面积。
[0265]
公式 33
[0266] "%为表面区Sj的表面积，m2
[0267] %为表面区Sj的黑度
[0268] A为表面区&的反射率，它在数值上等于1-%
[0269] 、#、为比反射热流密度
[0270] (1-c)接下来，对所有的气体区域建立辐射能流平衡方程，可以得到以下方程组：
[0271]
[0272] 经过整理后，可以得到如下方程组：
[0273]
[0274] 上述公式的左边是由直接交换面积、表面积和反射率组成的系数矩阵，等式的右 边则是由直接交换面积组成的列矩阵。采用数值计算的方法求解上述方程组即可得到比反 射热流密度，然后按照下列公式得出气体区与表面区之间的总交换面积：
[0275]
公式 36
[0276] 气体区与表面区之间的总交换面积可以采用下式进行计算：
[0277]
公式 3.7
[0278] 气体区与气体区之间的总交换面积则可以采用下式进行计算：
[0279]
公式 38
[0280] (Ι-d)接下来计算定向流面积，炉膛烟气的黑度可以采用一个透明气和若干个灰 体气加权来近似表征。根据上述观点，烟气的黑度^和吸收率^可表示为：
[0281] 公式 3*·)
[0282] 公式 4:0:
[0283] 其中，ag,n(Tg)和&'^(1^;)分别是计算烟气黑度和吸收率时，第11个灰气的权值。 从中我们可以看出，黑度的权值只与烟气的温度有关，而吸收率的权值既与烟气的温度有 关又与发射辐射的表面区的温度有关。k' n是第η个灰气的比衰减系数，l/Utm*!!!)。？是烟气 的压力值，atm。L为辐射热射线的行程长度，m。
[0284] 因此，定向流面积可以根据下述公式进行计算：
[0285]
公式 41
[0286] (Ι-e)接下来对所有区域建立能量平衡方程
[0287]首先对炉墙内表面区WSi建立能量平衡方程：
[0288] i~i /-i r-j
[0289] 第1项:WSi吸收的来自于所有炉墙内表面的辐射热
[0290] 第2项:WSi吸收的来自于所有炉管内表面的辐射热 [0291 ]第3项:WSi吸收的来自于所有气体区的辐射热 [0292]第4项:WSi向外发射的所有辐射热
[0293] 第5项:WSi通过对流传热模式接收的烟气区的热量
[0294] 第6项:WSi对应的炉墙外壁热损失值
[0295] 其次，对炉管内表面区TSi建立能量平衡方程：
[0296]
[0297] 第1项:TSi吸收的来自于所有炉墙内表面的辐射热
[0298] 第2项:TSi吸收的来自于所有炉管内表面的辐射热
[0299] 第3项:TSi吸收的来自于所有气体区的辐射热
[0300] 第4项:TSi向外发射的所有辐射热
[0301] 第5项:TSi通过对流传热模式接收的烟气区的热量
[0302] 第6项:TSi被炉管内介质吸收的热量
[0303] 最后，对气体区Gi建立能量平衡方程：
[0304] 尸 1. i-l .户-
[0305]第1项:Gi吸收的来自于所有炉墙内表面的辐射热
[0306] 第2项:Gi吸收的来自于所有炉管内表面的辐射热
[0307] 第3项:Gi吸收的来自于所有气体区的辐射热 [0308]第4项:Gi向外发射的所有辐射热
[0309]第5项:Gi内燃料燃烧所释放的热量
[0310] 第6项:Gi通过对流传热模型向表面区传递的热量
[0311] 第7项:GiS于烟气的流动所发生的焓变
[0312]最终建立的能量平衡方程组中的方程数量恰好等于所有区域的数量。该方程组是 非线性方程组，可以采用Newton-Raphson方法进行求解。
[0313 ] (2)辐射炉管内的自由基裂解反应模型
[0314] 辐射炉管内烃类原料的热裂解反应十分复杂，并且其计算精度直接决定了产品收 率和反应吸热量等关键参数的准确度。目前，对裂解过程的模拟主要有三种不同模型：
[0315] 第一种是经验模型。它直接采用经验关联式对裂解产品的收率与反应条件参数进 行关联，并根据大量的实际的工业运行数据对经验关联式中的参数进行回归拟合。经验模 型简单直观，在一定范围内很实用。但优于它是经验性的，因此一般不能用于开发新炉型和 新炉型的工艺设计计算，模型的内延和外推都很不可靠，一套模型参数往往仅适用于特定 炉型。
[0316]第二种是分子模型。该模型将复杂的裂解原料假象成单一的虚拟组分，并且将裂 解反应简化成一个一次反应和若干个二次反应，两个反应之间相互没有交叉。分子模型比 经验模型具有更强的外推性和适用性，但是针对不同的裂解原料、裂解条件和裂解炉结构， 仍需要对一次反应中涉及到的参数进行拟合回归。在对模型进行外推应用时，仍然需要补 充适量的实验数据。
[0317] 第三种是自由基模型。该模型采用一系列复杂的自由基反应尽可能的重现炉管中 真实的裂解反应过程，反应过程包括链引发、夺H、自由基加成、自由基分解、自由基异构 化、链终止等过程。该模型具有很强的通用性和很高的精度。
[0318] 本计算实例采用了自由基反应网络来精确描述烃类的蒸汽热裂解过程，该自由基 反应网络包括了 100多种组分和2000多个自由基反应，每个反应的指前因子和活化能等重 要参数均通过严格的理论推导与大量的实验和工业运行数据来确定，可以准确得到石脑油 原料在各种不同管排结构下的转化率、裂解产品的分布、反应吸热量和结焦状态等一系列 重要参数。
[0319] 另外，石脑油的宏观物性主要包括平均密度、平均分子量、Ρ0ΝΑ值和D86蒸馏曲线， 因此，在使用自由基反应网络之前，首先要使用裂解原料的分子组成重构模型来获取石脑 油的分子组成作为反应网络的输入。分子组成重构模型中包含了一套完整的分子库，其中 存储了所有备选分子的物性。同时，模型中还关联了石脑油宏观物性与分子物性之间的定 量关系式。该模型将油品宏观物性作为输入条件，并利用这些定量关系式和信息熵最大化 原理得到油品的分子组成。
[0320] 可以采用一维平推流模型来表征辐射炉管中的反应、传热和流动过程，必须对其 建立质量、能量和动量守恒方程。
[0321 ]①质量守恒方程
[0322]在反应管微元dz内，某组分i的质量守恒方程如下：
[0323]
公式 45
[0324] Fi为组分i的摩尔流率，kmol/s
[0325] rk为反应k的反应速率，kmol/m3/s
[0326] vki为反应k中组分i的反应计量系数
[0327] η为反应网络中的反应个数 [0328] d为反应炉管的内径 [0329]②能量守恒方程
[0330]在反应管微元dz内，能量守恒方程如下：
[0331]
公式 46
[0332] ω为炉管的周长，m
[0333] q为炉膛传入炉管的热通量，kj/m2/s
[0334] T为流体的温度，K
[0335] Cpi为组分i在温度T时的比热，kJ/kmol/K
[0336] Δ,//〗为组分k的标准摩尔生成焓，kj/kmol
[0337] Rk为组分k的净生成速率，kmol/m3/s
[0338] ③动量守丨旦方程
[0339]辐射炉管的动量守恒方程与对流段炉管一致，可以采用公式20~23。
[0340] 3、建立废热锅炉计算模块控制方程组
[0341]废热锅炉计算模块的主要功能是计算裂解气的出口温度以及超高压蒸汽的产气 量，其中产气量的计算结果直接会影响对流段的传热计算。本计算实例采用了线性急冷换 热器，可以将裂解气快速降温，并能尽量减少裂解气的结焦倾向，延长操作周期。
[0342] 急冷锅炉的总传热系数K按照如下公式计算：
[0343]公式 4_7
[0344] K是总传热系数，￥/(ιΛ)
[0345] ai是换热管内裂解气的给热系数，W/(m2K)
[0346] α。是换热管外高压锅里给水的沸腾给热系数，W/(m2K)
[0347] d。和di分别是换热管的外径和内径，m
[0348] dc是焦层的内径，m
[0349] 人^^是换热管的导热系数，W/(m K)
[0350] λ。是焦层的导热系数，W/(m K)
[0351 ] R。和Ri分别是换热管外侧和内侧的污垢热阻，W/(m2K)
[0352] 换热管内裂解气的给热系数cu按照如下公式计算：
[0353]
公式 48
[0354] 是裂解气的平均导热系数，W/(m Κ)
[0355] Re是裂解气在换热管内流动时的雷诺数
[0356] p是裂解气的密度，kg/m3
[0357] 别是裂解气在管内平均温度下和壁温下的粘度，kg/(m s)
[0358] Pr是普朗特数
[0359] 换热管外高压锅炉给水的沸腾给热系数α。按照如下公式计算：
[0360] ^=2,462?07^015 公式 49:
[0361] q是平均热流密度，W/m2;
[0362] ps是锅炉给水的绝对压力，MPa;
[0363] 线性急冷换热器的总换热量按照如下公式计算：
[0364] Q=K*F*AU 公式 50 F为换热管的总换热面积，m2;
[0365]
[0366] Δ tm为对数传热温差，°C ;
[0367] 超高压蒸汽的产气量按照如下公式计算：
[0368]
公式 51
[0369] D是蒸汽产量，kg/hr
[0370] η是急冷换热器的散热损失率；
[0371] r是锅炉给水的汽化潜热，kj/kg;
[0372] 4、对所有模块进行迭代求解直至收敛
[0373] 对流段、辐射段和废热锅炉计算模块的控制方程组建立之后，按照图3中所述的逻 辑关系对这些模块进行迭代求解直至收敛，即可得到给定条件下裂解炉的实际运行参数， 包括原料的裂解深度、目标产品的收率、炉管温度和热通量分布、火墙温度、对流段排烟温 度、对流段各管排温度、超高压蒸汽产量、裂解气离开急冷换热器的温度，以及其它一些很 重要的操作参数。
[0374] 整个系统的迭代计算十分复杂，以下方法能够提高该方法的收敛性能：
[0375] (1)设置合理的初值十分重要；
[0376] (2)为了提高计算方法的收敛能力，可以为每个模块设置一个松弛因子，降低中间 计算过程中各个参数值的震荡强度；
[0377] (3)设置每个参数的最大震荡区间和震荡步长；
[0378] (4)可以先强制固定某个模块的所有参数值，待其它模块收敛后再将该模块打开。
[0379] 最后应说明的是：以上实施例仅用以说明本发明的技术方案，而非对其限制;尽管 参照前述实施例对本发明进行了详细的说明，本领域的普通技术人员应当理解:其依然可 以对前述实施例所记载的技术方案进行修改，或者对其中部分技术特征进行等同替换;而 这些修改或者替换，并不使相应技术方案的本质脱离本发明实施例技术方案的精神和范 围。
【主权项】
1. 一种乙締蒸汽裂解炉的禪合计算方法，其特征在于，根据乙締裂解炉的实际结构和 工艺流程，将整个裂解炉的计算分为Ξ个模块，分别是对流段计算模块、福射段计算模块和 废热锅炉计算模块，通过迭代求解上述Ξ个模块，得到裂解炉系统的全局解，该方法包括W 下步骤： (一)建立对流段计算模块控制方程组，具体包括： (1)建立对流段盘管与高溫烟气之间的对流传热模型 根据对流段采用的交错排布的银齿形翅片管的特点，对流段盘管与高溫烟气之间的对 流传热系数采用ESCOA方法进行计算，计算公式如下：A。是管排对烟气的阻碍面积，m2/m; Cp是烟气的比热jAkg K); h。是对流段盘管与烟气之间的对流传热系数，W/(m2K); k是烟气的导热系数，W/(m K); μ是烟气的粘度，kg/(m S); Tg和Tf分别是烟气和翅片的溫度，K; G是烟气的质量通量，kg/(m2s); d是对流段炉管的外径，m; Nw是每排炉管的根数； Nd是管排数； L是炉管的有效长度，m; h是翅片的局度，m; b是翅片的厚度，m; η是翅片的密度，翅片个数/m; Wg是烟气的流率，kg/s; St和Sl分别是对流段炉管之间横向和纵向的间距，m; Re为烟气的雷诺数； 翅片效率η采用如下公式进行计算：公式7m= [2h〇(b+ws)/Km/b/ws]〇'5 公式 11 Af和At分别是单位炉管长度下的翅片面积和总面积，m2/m; Km是翅片的导热系数，W/(m K); WS是翅片的宽度，m; (2) 建立对流段盘管与高溫烟气之间的压降模型 高溫烟气在对流段管排之间流动时的压降采用如下公式计算：APg是压降，mm WC; 化是烟气在平均溫度下的密度，kg/m3; (3) 建立对流段炉管内流体的单相传热模型 对流段炉管内单相流体与炉管内壁之间的对流传热系数采用如下公式进行计算：公式19 h。是管内流体与炉管内壁之间的对流传热系数，W/(m2K); W是单根炉管内的质量流率，kg/s; Cp是流体的比热jAkg K); μ是流体的粘度，kg/(m S); k是流体的导热系数，W/(m K); di是炉管的内径，m; (4) 建立对流段炉管内单相流体的压降模型 沿对流段炉管的压降表达式为：公式20 Pt为总压，Pa; α为转换系数； η为弯管处的半径，m; f为范宁摩擦系数； ξ为弯头的涅克拉索夫系数； 对于光滑的直管段，范宁摩擦系数的计算表达式如下：公式21 对于光滑的弯管段，范宁摩擦系数的计算表达式如下：k为弯管的弯曲角度，rad; (5)建立对流段炉管内流体的两相传热模型 对于炉管内发生相变的情况，采用Baker的流型图来判断流体在管内流动时的流型，对 流段炉管内流体与炉管内壁之间的对流传热系数采用如下公式进行计算：htc是两相流综合对流传热系数，W/(m2K); α是与流型有关的核沸腾传热系数校正因子，可从相关图表中读取； hn是核沸腾传热系数，W/(m2K); ht是两相强制对流传热系数，W/(m2K); Tt是两相强制对流核沸腾干扰系数； k是液体介质的导热系数，kcal/(m hr K); CL是液体介质的定压比热，kcal/化g K); PL是液体介质的密度，kg/m3; PV是气体介质的密度，kg/m3; 〇L是液体介质的表面张力，dyn/cm; 化是液体介质的粘度，cP; Η是液体介质的蒸发潜热，kcal/kg; TV和T是壁面和流体的溫度，°C ; Pw和Ps是介质在壁面和饱和溫度下的蒸汽压，kg/cm2; Ret是两相流的雷诺数； k是液相的给热系数，kcal/(m2虹K); X是马下参数，其计算方法可参考Baker流型图； (二)建立福射段计算模块控制方程组，具体包括： (1)建立炉膛内高溫烟气与福射管排之间的区域法福射传热模型 区域法的思路是：（a)先将福射段按照一定要求划分成一系列表面区和烟气区，其中表 面区又分为炉膛内表面区和炉管外表面区，并假设每个区域内部的溫度是均匀的；（b)在 假设所有表面均为黑体的基础上计算出每个区域之间的直接交换面积；（C)在假设所有表 面均为理想灰体的基础上计算出每个区域之间的总交换面积；（d)在假设炉膛烟气的黑度 可W用一个透明气和若干个理想灰气的基础上计算出每个区域之间的定向流面积；（e)对 每个区域建立能量守恒方程，并对其进行数值求解，从而得到各个区域的溫度； (1-a)表面区与表面区、表面区与气体区、气体区与气体区之间的直接交换面积由如下 公式进行计算：巧^、每.5^.和其分别是表面区与表面区、表面区与气体区、气体区与气体区之间的直 接交换面积，m2; k为烟气在灰气假设下的衰减系数，1/m; r为区域微元之间的距离，m; 0i和Θ功区域之间的相对角度，rad; dA和dV分别为表面区和气体区的微元面积和微元体积，m2和m3; (1-b)在直接交换面积的基础上求取总交换面积，对每个表面区建立福射能流平衡方 程，得到W下方程组：经过整理后，得到如下方程组：上述公式的左边是由直接交换面积、表面积和反射率组成的系数矩阵，等式的右边则 是由表面的黑度和直接交换面积组成的列矩阵。采用数值计算的方法求解上述方程组即可 得到比反射热流密度，然后按照下列公式求出表面区之间的总交换面积：公式芽3 4'为表面区&的表面积，m2; Ej,为表面区&的黑度； 为表面区&的反射率，它在数值上等于 .S.尽为比反射热流密度； (1-C)对所有的气体区域建立福射能流平衡方程，得到W下方程组：上述公式的左边是由直接交换面积、表面积和反射率组成的系数矩阵，等式的右边则 是由直接交换面积组成的列矩阵。采用数值计算的方法求解上述方程组即可得到比反射热 流密度，然后按照下列公式得出气体区与表面区之间的总交换面积：公式乂， 气体区与表面区之间的总交换面积可W采用下式进行计算：公式巧 气体区与气体区之间的总交换面积则可W采用下式进行计算：公式掷 (1-d)计算定向流面积，其中炉膛烟气的黑度采用一个透明气和若干个灰体气加权来 近似表征，烟气的黑度Eg和吸收率ag可表示为：其中，ag,n(Tg)和曰'8,。化，了3)分别是计算烟气黑度和吸收率时，第11个灰气的权值山。是 第η个灰气的比衰减系数，l/(atm*m);p是烟气的压力值，atmeL为福射热射线的行程长度， m; 定向流面积根据下述公式进行计算：(1-e)对所有区域建立能量平衡方程 首先对炉墙内表面区WSi建立能量平衡方程：第1项:WSi吸收的来自于所有炉墙内表面的福射热； 第2项:WSi吸收的来自于所有炉管内表面的福射热； 第3项:WSi吸收的来自于所有气体区的福射热； 第4项:WSi向外发射的所有福射热； 第5项:WSi通过对流传热模式接收的烟气区的热量； 第6项:WSi对应的炉墙外壁热损失值； 其次，对炉管内表面区TSi建立能量平衡方程：第1项:TSi吸收的来自于所有炉墙内表面的福射热； 第2项:TSi吸收的来自于所有炉管内表面的福射热； 第3项:TSi吸收的来自于所有气体区的福射热； 第4项:TSi向外发射的所有福射热； 第5项:TSi通过对流传热模式接收的烟气区的热量； 第6项:TSi被炉管内介质吸收的热量； 最后，对气体区Gi建立能量平衡方程：第1项:Gi吸收的来自于所有炉墙内表面的福射热； 第2项:Gi吸收的来自于所有炉管内表面的福射热； 第3项:Gi吸收的来自于所有气体区的福射热； 第4项:Gi向外发射的所有福射热； 第5项:Gi内燃料燃烧所释放的热量； 第6项:Gi通过对流传热模型向表面区传递的热量； 第7项:Gi由于烟气的流动所发生的洽变； 最终建立的能量平衡方程组中的方程数量等于所有区域的数量，该方程组是非线性方 程组，采用化wton-Ra地son方法进行求解； (2)建立福射炉管内的自由基裂解反应模型 采用一维平推流模型来表征福射炉管中的反应、传热和流动过程，对福射炉管建立质 量、能量和动量守恒方程： ① 质量守恒方程 在反应管微元dz内，某组分i的质量守恒方程如下：公式43 Fi为组分i的摩尔流率，kmol/s; rk为反应k的反应速率，kmol/mVs; vki为反应k中组分i的反应计量系数； η为反应网络中的反应个数； d为反应炉管的内径； ② 能量守恒方程 在反应管微元dz内，能量守恒方程如下：公式46 ω为炉管的周长，m; q为炉膛传入炉管的热通量，kJ/mVs; T为流体的溫度，K; Cpi为组分i在溫度T时的比热，k J/kmo 1 /K; Δ ,//;为组分k的标准摩尔生成洽，kj/kmol; 化为组分k的净生成速率，kmol/mVs; ③ 动量守t旦方程 福射炉管的动量守恒方程与对流段炉管一致，采用公式20~23。 (Ξ)建立废热锅炉计算模块控制方程组 急冷锅炉的总传热系数K按照如下公式计算：公式47 K是总传热系数，W/(m2K); αι是换热管内裂解气的给热系数，W/(m2K); 曰。是换热管外高压锅里给水的沸腾给热系数，W/(m2K); d。和di分别是换热管的外径和内径，m; dc是焦层的内径，m; Aw是换热管的导热系数，W/(m K); λ。是焦层的导热系数，W/(m K); R。和Ri分别是换热管外侧和内侧的污垢热阻，W/ (m2K); 换热管内裂解气的给热系数按照如下公式计算：公式48 Ag是裂解气的平均导热系数，W/(m K); Re是裂解气在换热管内流动时的雷诺数； P是裂解气的密度，kg/m3; yg和Ww分别是裂解气在管内平均溫度下和壁溫下的粘度，kg/(m S); Pr是普朗特数； 换热管外高压锅炉给水的沸腾给热系数〇。按照如下公式计算：公式49 q是平均热流密度，W/m2; Ps是锅炉给水的绝对压力，MPa; 线性急冷换热器的总换热量按照如下公式计算： Q = K*F*Atm 公式 50 F为换热管的总换热面积，m2; Atm为对数传热溫差，°C; 超高压蒸汽的产气量按照如下公式计算：公式51 D是蒸汽产量，kg/hr; η是急冷换热器的散热损失率； r是锅炉给水的汽化潜热，kj/kg; (四）对上述Ξ个模块进行迭代求解直至收敛，具体包括： 步骤1:输入裂解炉对流段和福射段的详细结构尺寸参数，包括长宽高、管排结构、燃 烧器结构和排布； 步骤2:输入初始操作参数:裂解原料的物性和流量、稀释比、燃料气组成和流量、空气 组成和过剩系数、火墙溫度、福射盘管外壁溫度分布； 步骤3:求解对流段计算模块和废热锅炉计算模块，直至收敛，具体包括： 步骤3.1:输入初始超高压锅炉给水和超高压蒸汽的流量； 步骤3.2:求解对流段计算模块，直至收敛； 步骤3.2:将对流段计算模块输出的省煤器出口溫度和超高压蒸汽的流量代入废热锅 炉计算模块，直至收敛； 步骤3.3:比较废热锅炉计算模块输出的超高压锅炉给水和超高压蒸汽的流量是否已 经收敛;如果收敛，则结束计算；否则，将新的超高压锅炉给水和超高压蒸汽的流量代入对 流段计算模块重新迭代计算； 步骤4:将对流段计算模块输出的横跨溫度的变量值代入福射段计算模块进行计算，直 至收敛，具体包括： 步骤4.1:输入初始福射盘管金属外壁溫度分布； 步骤4.2:求解炉膛计算子模块，直至收敛； 步骤4.3:将炉膛计算子模块输出的福射盘管金属外壁热通量分布代入炉管计算子模 块进行计算，直至收敛； 步骤4.4:比较炉管计算子模块输出的福射盘管金属外壁溫度分布是否已经收敛。如果 已经收敛，则结束计算;否则，将新的福射盘管金属外壁溫度分布重新输入炉膛计算子模块 进行计算； 步骤5:判断福射段计算模块输出的新的火墙溫度和烟气流量的变量值是否已经收敛， 如果已经收敛，则结束计算并输出最终计算结果;否则，将新的火墙溫度和烟气流量的变量 值代入对流段和废热锅炉计算模块重新进行计算。2.根据权利要求1所述的禪合计算方法，其特征在于，整个系统W及各个模块的收敛判 据由某一系列预设的阔值来构成，当前后两次计算结果的差值小于对应的阔值，则整个系 统和各个模块收敛。
【文档编号】G06F17/50GK105975439SQ201610266990
【公开日】2016年9月28日
【申请日】2016年4月26日
【发明人】徐文浩, 孙长庚, 张来勇, 李锦辉, 朱为明, 杨庆兰, 杨桂春, 胡仲才
【申请人】中国寰球工程公司