基于AspenPlus用户模型的裂解炉对流段流程模拟

（39） （40）
（Ⅱ）当量长度计算
L ′=0.87ScNc
（41）
1.1.5 管外烟气传热系数
①条形翅片管膜表面传热系数
0.14
0 0 hs=0.023
ks De
0.8 0.125
Res Prs
μs μw
（42）
（ks 为烟气导热系数，De 对流室当量直径，即四
倍 自 由 面 积 除 以 传 热 周 边 长 度 ，Prs 为 烟 气 普 朗 德
1+εt 2
4
4
*(εs Ts -αs Tt )
Ts-Tw
（46）
(σs 为 Stefan-bolzman 常数，取值为 20.56×10-8 kj/(m2h·K4)，Ts 为 烟 气 温 度 ，Tt 为 管
壁 温 度 ，εs 和 εt 为 烟 气 和 管 壁 温 度 ，αs 为 烟 气 吸 收
率。
cl=
ql ql+qg
（19）
（ql 为液相体积流量，qg 为汽相体积流量。 ）
（e）汽液两相无相对运动时汽相体积分率
cg
=
qg ql+qg
（20）
（f）汽液两相有相对运动时汽相体积分率
Eg=cgK
（21）
（g）汽液两相有相对运动时液相体积分率
El=1-Eg ②加速度压降
（22）
≤ ≤ ≤ ≤ 2
2
1.1.3 管内两相对流传热
①强制对流换热系数
0.5
0.4
hnc=0.023
Gm(1-yl)di μ1
μlcp kl
F
（27）
（hnc 为强制对流换热系数，Gm 为两相流质量流
量 ，yl 为 液 相 含 率 ，cp 为 等 压 热 容 ，kl 为 液 体 导 热 系
数，F 为强化传热因子。 )
（Ⅰ）两相流雷诺数
进行了汇总。 1.1.1 管内两相流型判断
裂解炉对流段换热管分为大多为水平管水平， 汽液两相流流型判别一般采用 Baker 方法， 其流型 图如图 1 所示，为便于程序化，本文给出了流型图 中拟合曲线。
y
①流型图 x 坐标计算公式
0.5 0.33
x=210.54×
w1 ρ1 μ1
-5
0.167
（1）
收 稿 日 期 ：2009－06-30
26
天津化工
200ຫໍສະໝຸດ Baidu 年 11 月
σ1 为液相表面张力。 ）
③流型图中流型判断曲线如下：
y=328.68+（8180.40-328.68）/（1+(x/5.18)0.72） （3）
y=1759.91x-0.6
（4）
y=122945.76e(x/138)+30745.27
料温度。 ）
1.2 热力学计算
裂解炉对流段中的主要原料是石脑油和加氢
尾油等非极性物质，本文充分利用了 Aspen Plus 生
成的“虚拟组分”数据。 根据以往的流程模拟经验，
选择状态方程法能较准确的预测汽液相平衡[6]。 考
虑到虚拟组分的特殊性，选择 Aspen 提供的用于石
油系统的物性方法— ——BK10。 对于管内油品和管外
数，μw 烟气在管壁温下粘度)
②环形翅片管表面膜传热系数
0.296
0 0 hs=0.1378
ks Db
0.718 0.125
Res Prs
dp l
（43）
（Db 为 翅 片 根 部 处 管 子 直 径 ，dp 为 翅 片 与 翅 片
的间隙，l 为翅片高。 )
1.1.6 管外综合传热系数
①炉墙辐射校正系数
Δt 管壁温度和液体温度之差，ΔP 在对应的管壁温度 和液体温度之差下，液体蒸汽压之差。 )
③沸腾传热强化因子 s
当 Retp＜32.5 时 s=［1+0.12(Retp)1.14］-1 当 Retp≥32.5 时 s=［1+0.42(Retp)0.76］-1 （s 为沸腾强化因子。 ）
（34） （35）
混合密度，cl 为汽液两相无相对运动时的液相体积
分数，cg 为汽液两相无相对运动时汽相体积分数，El
汽液两相有相对运动时液相体积分数，Eg 汽液两相
有相对运动时汽相体积分数，di 为管子内径。 ）
（Ⅰ）汽液有相对运动时两相摩擦系数
ftp=
1- Inc1 a（cl）
×f
（12）
α （cl） =0.0084 （Incl）4+0.094 （Incl）3+0.44 （Incl）2+
Δpke= Δ wg +Δ wl
×10-6
（23）
ρg Eg
ρlEL
（Δpke 为汽液两相加速度压降。 ）
③垂直管静压降
Δph=ρmhg×10-6
（24）
ρm=ρlEL+ρg Eg
（25）
(Δph 为垂直管静压降，h 为垂直管高度。 ) ④两相流总压降
Δpt=Δpf+Δpke+Δph
（26）
（Δpt 为汽液两相总压降。 ）
烟 气 传 热 过 程 ， 则 采 用 效 率— — — 传 热 单 元 数 法 计 算
（9）
y=-0.1x+1009.6
（10）
1.1.2 管内两相流压降
①摩擦压降
Δpf
=
2ftpw2m lφ ρmdi
ρl cl2 + ρg cg2 ρmEl ρmEg
×10-6
（11）
（Δpf 为摩擦静压降，ftp 为汽液两相有相对运动
时的摩擦系数，wm 为汽液两相混合的质量流量，l 为
计算长度，φ 为当量长度与传热长度之比。ρm 为汽液
②烟气横过错列环形翅片管管排压降
0 0 2
ΔPe=
f ′L′Gs 2Dv ρs
0.4
Dv Sc
（38）
（f ′为烟气通过错排管的摩擦系数，Sc 为对流管
管心距，Nc 为计算管排数，Dv 为容积水力半径。 )
（Ⅰ）摩擦系数计算
Res＜200 f ′=exp（-0.35InRes+2.29） Res≥200 f ′=exp(-0.15InRes+0.67) (Res 为烟气雷诺数。 )
裂解炉对流段仿真程序的开发前人已做过部 分 研 究 。 在 国 外 ，ABBLUMMUS、KTI、LINDE、KELLOG、S＆W 等裂解炉专利生产厂商均建立了裂解炉 对流段仿真程序。 其中，应用比较广泛的是荷兰 KTI 公司开发的 Spyro 中的 Convection 仿真程序。 国外 专利厂商由于保密原因，所开发的对流段仿真程序 均 无 二 次 开 发 功 能 。 国 外 开 发 的 通 用 加 热 炉— —— FIHR 软件也无法模拟具有二次注气结构的对流段[1]。 在国内， 一些研究者对对流段程序的开发也做了大 量工作：上海医药工业设计院开发了对流段设计程 序[2]，中国石化建设工程公司以 PRO Ⅱ为平台也曾 开发了对流段仿真程序 。 [3-5] 然而，上述程序均未在 石油化工模拟平台上进行，这将给实际生产过程中 的乙烯全流程模拟和时时控制带来了接口和物性 集少等问题。 为了解决上述问题，本文在石油化工 领域中 应 用 比 较 广 泛 的 Aspen Plus 2006 平 台 进 行 了对流段流程模拟。
0.48Incl+1.28
（13）
（f 为液相摩擦系数，α（cl）为 cl 的函数。 ）
（Ⅱ）汽液两相相对运动时体积分率
（a）两相流雷诺数
Reh=
diwm μgEg+μlEl
（14）
（Reh 为汽液两相雷诺数。 ）
（b）弗鲁特数
2
Fh=
um gdi
（15）
（Fh 为弗鲁特数，g 为 重 力 加 速 度 ，um 为 平 均 速
wg 10 σ1 ρ1
②流型图 y 坐标计算公式
y=0.183×10-2
wg （ρg ρ1）0.5
（2）
（其中，x 为流型判别图横坐标值，y 为流型判别
图 纵 坐 标 值 ，w1 为 液 相 质 量 流 量 ，wg 为 汽 相 质 量 流
量 ，ρ1 为 液 相 密 度 ，ρg 为 汽 相 密 度 ，μ1 为 液 相 粘 度 ，
度。 ）
（c）中间计算过程无因次变量
1/6 1/6 -1/4
Z=Reh Fh cl
（16）
当 Z≤10 时
K=0.0014Z3-0.0035Z2+0.31Z-0.16
（17）
当 Z＞10 时
K=-0.000014Z2+0.0036Z+0.76
（18）
（Z 和 K 为计算过程中无因次变量）
（d）汽液两相无相对运动时液相体积分率
ff=
hnv hc+hrs+hrw
·Aw Ao
（44）
（ff 为炉墙校正系数，hrw 为炉墙辐射系数，Aw 为
炉墙面积，Ao 为炉管表面积。 ）
（Ⅰ）炉墙辐射系数
3
0 0 hrw=819εt
Tt 1000
（45）
(εr 为炉管管壁黑度，Tt 为炉管管壁温度。 )
（Ⅱ）烟气辐射系数
0 0 σs
hrs=
第 23 卷第 6 期 2009 年 11 月
天津化工 Tianjin Chemical Industry
Vol．23 No．6 Nov.2009
基于 Aspen Plus 用户模型的裂解炉对流段流程模拟
刘俊杰，郭莹，张利军 （中国石化北京化工研究院，北京 100013）
摘要：为了满足裂解炉对流段设计和控制需要，基于 Aspen Plus2006 平台利用 Visual Fortran 6.5 程序开发 了裂解炉对流段程序。 给出了对流段工艺模型，以 Aspen Plus 2006 软件为基础建立了裂解炉对流段模拟 流程，并利用此方法校核了 CBL-Ⅲ型裂解炉对流段管内流动和传热，表明能满足对流段工程设计需要。 关键词：裂解炉；对流段；用户模型；流程模拟 doi:10.3969/j.issn.1008-1267.2009.06.008 中图分类号：TQ203.8 文献标志码：A 文章编号：1008－1267（2009）06-0025-06
≥ ≥ 0.79 0.45 0.49 0.25
hnb=0.00122
kl cp ρl gc
0.25 0.28 0.24 0.24
σl μl λ ρg
0.24 0.75
Δtsat Δpsat
（33）
（kl 为 液 相 比 热 ，σl 为 液 体 表 面 张 力 ，gc=1.27× 108（kg·m）/(h2·kg)为换算因子，λ 为液 体 汽 化 潜 热 ，
（Ⅲ）对流段管外综合传热系数
hrc=（1+ff）（hc+hrg）
（47）
（ff 为炉墙辐射校正系数，hc 为烟气对流传热系
数，hrs 为烟气辐射系数。 ）
1.1.7 遮蔽段辐射传热计算
①辐射室热平衡方程
0 0 Qr=
1-
q1 Qn
-
q2 Qn
Qn
（48）
（q1 /Q 为辐射室的热损失，q2 /Q 为烟气出辐射
本文给出了裂解炉对流段工艺模型， 利用 Visual Fortran 6.5 在 Aspen Plus 2006 平台上建立了 对流段模拟流程， 并用此方法校核 CBL-Ⅲ型裂解 炉对流段管内流动和传热。
1 对流段工艺模型
1.1 对流段主要压降和传热公式 对流段中管内单相压降和传热以及管外光管
烟气传热是经典模型，本文不再赘述。 本文仅对管 内两相流型判断、两相传热系数、两相流压降和管 外翅片管传热系数、管外压降、遮蔽段传热等模型
ρg ρl
μl μg
（30）
第 23 卷第 6 期
刘俊杰等：基于 Aspen Plus 用户模型的裂解炉对流段流程模拟
27
（Xtt 为马丁参数。 ） （Ⅳ）对流强化因子
当 1/Xtt≤1.0
F=1.0
（31）
当 1/Xtt≥1.0 F=2.35(1/Xtt+0.213)0.738 ②沸腾换热系数
（32）
④两相对流传热系数
htp=hnc+shnb （htp 为两相对流传热系数。 ） 1.1.4 管外烟气压降
（36）
①烟气横过错列光管管排压降
0 0 2
Δpc=1.50
Gs N ρs
-0.2
dpGs us
（37）
（Gs 为烟气流量，N 为管子数，ρs 为烟气密度，dp 为管子外径，us 为烟气粘度。 )
（5）
y=0.43x2-11.55x+586679
（6）
y=-0.52x3+27658x2-4889726x+289000
（7）
y=1680.17e (-(x-358.08)/2199.93)+3093037 e + (-(x-358.08)/339.14）
179.01
（8）
y=21906 x-2-46 x
Retp=［wm(1-yg)di /μl］F1.25×10-4
（28）
（F 为强化传热因子，yg 为汽相分率。 ）
（Ⅱ）强化传热因子
0.8
≤ ≤ F=
Retp Rel
（29）
（Retp 两相流雷诺数，Rel 为液相雷诺数。 ）
（Ⅲ）马丁参数
0.9
0.5
0.1
≤ ≤ ≤ ≤ ≤ ≤ Xtt=
wl wg
室带走的热量，Qn 为燃料总发热量。 )
28
天津化工
2009 年 11 月
②辐射室传热速率
00 0 0 00 4
4
Qr=5.72(αAcp)s*Fe
Tg 100
-
Tws 100
+hrc(Ts-Tw)Ar （49）
（（αAcp）s 为 遮 蔽 段 当 量 冷 平 面 面 积 ，Fe 为 总 交 换 系 数 ，Tws 为 遮 蔽 管 外 表 面 ，ts 为 进 入 遮 蔽 段 时 原