管式炉的辐射热传计算的温度分布计算(1)
管式加热炉第二节辐射换热计算
管式加热炉第二节辐射换热计算
在管式加热炉中，燃料燃烧产生的高温燃烧气体通过管壁对被加热物
料进行辐射传热。
辐射传热是指通过电磁波辐射的方式传递热能。
在管式
加热炉中，燃烧气体通过管壁辐射给物料，被加热物料在吸收热能后升温。
要计算管式加热炉中的第二节辐射换热，需要考虑以下几个因素：
1.辐射传热区域：将加热炉分为不同的辐射传热区域是计算辐射换热
的第一步。
在管式加热炉中，通常将管内和管外的区域划分为两个不同的
辐射传热区域。
2.燃烧气体温度：燃烧气体的温度是计算辐射换热的重要参数。
可以
通过燃烧器的设计参数和燃烧气体的化学反应等知道燃烧气体的温度。
4.吸收率：物料对辐射能量的吸收率是一个影响辐射换热的重要参数。
不同的物料对辐射能量的吸收率有所差异，需要在计算中考虑。
在进行第二节辐射换热计算时，可以使用蒙特卡洛方法或反向追踪法
等辐射传热计算方法。
这些方法需要通过数值模拟的方式计算辐射传热过
程中的能量传递。
在计算过程中，可以采用离散法将加热炉分为若干个离散的小面元，
并计算每个小面元上的辐射换热。
通过将各个小面元的辐射换热求和，可
以得到整个第二节辐射换热的结果。
在进行计算时，需要注意选择合适的模拟参数和边界条件，并进行辐
射传热过程中的能量平衡计算。
总之，计算管式加热炉中的第二节辐射换热是一个复杂的过程，需要考虑多个因素和使用适当的数值模拟方法。
希望本文对理解管式加热炉的辐射换热计算有所帮助。
管式加热炉之在对流室中的辐射传热(1)
管式加热炉之在对流室中的辐射传热（1）在对流室中的辐射传热对流室中的辐射传热有两种情况:一是在对流室的人口处，即所谓遮蔽段的对流管，要接受由辐射室带人的辐射热;二是对流室的其他对流管，除主要接受烟气的对流传热外，同时还接受烟气本身的辐射热和炉墙的辐射热。
所以，在分析对流室的传热时，最好将遮蔽段与对流段分别加以讨论。
同时，将对流方式的传热量与辐射方式的传热量，一并计人对流管的管外综合传热系数h rc之中。
故在计算总传热系数k c时，式(5-11)的光管管外膜传热系数h。
，或式(5-59)中的翅片管(或钉头管)的表面膜传热系数h f，都应用h rc来代替。
由辐射段带入的辐射热一一遮蔽段的传热参见图5-18，一般为了提高对流段的传热速率，对流管多采用翅片管或钉头管，但遮蔽段的管子，则由于上述的原因，原则上不能采用翅片管和钉头管，而只能采用光管。
遮蔽管的管心距与管外径之比一般小于2，大多在1 .6~1.8之间。
例如，当管心距与管外径之比等于1.8时，查双排管的有效吸收因素α图表可知，第一排管的平均吸收因数为0.72，第二排管的平均吸收因数为0.21，两排合计为0.93，即辐射热量有93%被两排管子所吸收，剩下仅有7%的热量为后面数排管子吸收了。
所以可以认为遮蔽段只包括了两排炉管，而其余的管排则按对流段处理。
关于遮蔽管的详细计算方法，见第四章4t节，这里不再重复。
另外，还有一种简化处理法，即在计算辐射室传热量时，把遮蔽管视为一个平均吸收因数为1的当量冷平面管排，认为它是辐射吸热面的一部分；而在计算对流室传热量时，又把遮蔽管视为两排对流光管，认为它是对流吸热面的一部分。
这样计算足以保证整个炉子总吸热量的计算精度，但它不能直接反映出遮蔽管本身的详细工作状态。
炉内传热及其计算
西 安 交 通 大 学 锅 炉 研 究 所
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1.特点 ①炉膛内的传热过程与燃料的燃烧过程同时进行，参 与燃烧与传热过程的各因素相互影响。例如，燃料种 类不同燃烧过程不尽相同，形成的火焰成分及温度场 不同，炉膛的吸热量就会不同，即传热过程不同。反 之，传热过程不同就会导致温度场发生变化，影响燃 烧及燃尽。 ②炉膛传热以辐射为主，对流所占比例很小。 原因： 炉膛内火焰温度较高，例如1000℃左右，而四周水冷 壁管的温度较低，例如≤400℃ 炉膛内烟气流速较低，因此，对流传热量占总换热量 的份额很小，一般≤5%。
al
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1 1 a hy 1
a hy 1 a hy
1
其中 为炉排面积R与炉膛总壁面积 F l 之比 （不包括R）
R Fl
§4火焰黑度
在炉膛黑度的计算式中，除 外，还须知道 a ， 即火焰黑度，那么怎样计算 a 呢？
4 4
m
均为 和 的函数，联立后消去α和β，
得到：
hy f l , X
m
此函数关系画在图上
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可以看出，Xm不变时, lg 与 lg l 呈线性关系. 因此有 n hy 4 m l
hy
m和n均是Xm的函数
lg 截距近似为0，
q5
''
q5
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B j—计算燃料消耗量
第六讲 辐射室的传热计算(加热炉,2013)
Lobo-Evans假定：
① 整个辐射室中，气体只有一个温度Tg′，它是辐射 传热的热源。 ② 吸热只有一个温度，即管外壁温度Tt。 ③ 反射面也只有一个温度，反射面为全反射。 ④ 烟气为灰气体，吸热面为灰表面。
二 传热速率方程式
L-E方法假定：
* 火焰和炽热烟气为发热面； * 管排为吸热面； * 除去敷设吸热面以外的其它耐火砖墙为反射面。 辐射室内以辐射方式传递的热量
根据国产钢管规格选用合适的管长。炉膛的高度应根据炉管 采用何种支撑形式来决定，一般应比炉管有效长度约高出1米左
圆 筒 炉
右，即：H = Lef + 1 。
炉管总数
A Rt n= πd o L ef
实际的炉管总数应选为管程数的整倍数
炉膛直径
根据实际炉管数算出实际的中心节圆直径，再加上两倍的管 中心至炉壁的距离（一般距离取1.5d0），即为实际炉膛的直径， D = D′+ 2( 1.5d0 ) 。
（三）辐射管管径d0及管心距S1
di = 1 30 WF πNuρ
管 径 根据表7-7选择一个管内介
质流速u。d0 = di +2S0
管 一般在(1.8～2.25)d0之间， 心 推荐使用2d0。 距
（四）辐射室或炉膛尺寸 辐射管的有效长度和中心节圆直径的确定： 高径比: 炉管的有效长度与中心节圆直径的比值。
4 4 4 3 4 4 i =1 i =1 i =1 i =1 i =1 5
计算框图
开始
输入：εt = 0.9，qL = 0.02 B = 燃料用量 Q1 = 低发热值 炉子各结构尺寸数据
计算：φAcp，ΣA，ARt，AR
k=1
(0 ) Tg′ =1000.0
管式炉的辐射热传计算温度分布计算(2)
管式炉的辐射热传计算·温度分布计算（2）
图4-38给出了用区域法计算炉膛温度分布的总框图。
框图中包括两大部分，管内与管外。
两者紧密联系，一般先算管内后管管外。
现分述如下:
先假定温度分布，作为初始解。
管内过程模型已知，在已知各区温度的条件下，用插值法求任意点的温度，用Rungekutta法解徽分方程组，得到温度、压力、浓度沿管长的分布。
同时算出各管表面区的热负荷，作为管外计算的已知值。
管外计算:
用高斯法或蒙特卡罗法等求定积分，得到直接交换面积。
解线性方程组算出总交换面积。
它们与温度无关，在反复迭代求解时可以省略，算出虚拟灰气组分的权，直接求定向通量面积。
用Newton-Raphson法解非线性方程组，得出温度分布，如果每一区的计算值与前一次计算值都满足梢度要求，例如小于1度，则结束。
否则按下式调整温度，重新进行管内计算，反复迭代，一般五至六次循环即可完成。
下式中T1表示某次计算的使用温度值，T2表示该
次计算的结果温度，T3表示下一次计算的使用值，C表示收敛系数，经验式如下。
C值小，不稳;C值太大，收敛慢，取零附近的数为宜。
《管式加热炉》1
二 热辐射的吸收、反射和透过（续）
镜反射（specular）： 光滑表面，表面的不平整尺寸小于 波长，入射角=反射角。当ρ= 1时，称 为镜体。 漫反射（diffuse）： 表面的不平整尺寸大于波长，表面 对热射线的反射，在所有方向上杂乱无 章。ρ = 1时，称为白体。
二 热辐射的吸收、反射和透过（续）
ϕ=
π
2
时，I ϕ = π = 0
2
将遵守兰贝特定律的表面称为兰贝特表面，黑表面即是。
三 兰贝特（Lambert）定律——余弦定律
E0 = ∫ I 0 dω
0 2π
dω =
da R2
da = Rdϕ ⋅ R sin ϕdθ
dω =
2π
Rdϕ ⋅ R sin ϕdθ = sin ϕdϕdθ 2 R
2π
二 热辐射的吸收、反射和透过（续）
大部分固体和液体在小于1mm（甚至1μm）的非常薄的表面层 内，就能吸收掉全部热辐射，即τ= 0，ρ + α = 1，为不透明物 质。 可见光：黑色表面易吸收热量，α大——>反射率ρ小； 白色表面不易吸收热量，α小——>反射率ρ大。 不可见光：黑色表面与白色表面一样吸收。吸收率的大小主要取决于 表面的状况。表面越光滑——>反射率越高。 金属镜面：ρ = 0.95～0.97。 石膏粗糙表面：ρ = 0.10
一 热辐射的特征（续）
电磁辐射波谱 辐射线名称 宇宙射线 伽玛射线 伦琴射线 紫外线 可见光 红外线 < 1×10-7 1×10-7～1×10-5 1×10-5～2×10-2 2×10-2～0.38 0.38～0.76 0.76～1×103 （< 4μm 为近红外线） （> 4μm 为远红外线） 无线电波 1×103～2×1010 波长 / μm
管式加热炉的热量各参数的计算和确定
管式加热炉的热量各参数的计算和确定在前面我们已经介绍了管式加热炉的一些基本概念和热量参数的计算与确定，包括燃气燃烧热效率、传导传热系数和辐射传热系数的计算方法。
接下来继续介绍其他热量参数的计算与确定。
首先是管式加热炉的热损失。
热损失指的是炉壁和烟道中的热量损失，它们会导致加热炉的热效率下降。
炉壁的热损失可以通过炉壁的传导传热计算得到，公式如下：炉壁热损失=(T_f-T_a)/R_w其中，T_f为炉内壁温度（K），T_a为炉外壁温度（K），R_w为炉壁导热系数（W/m^2K）。
烟道的热损失可以通过烟道的散热公式计算得到，公式如下：烟道热损失=Q_g*C_g*(T_g-T_a)其中，Q_g为燃气流量（kg/s），C_g为燃气的比热容（J/kgK），T_g为燃气出口温度（K），T_a为大气温度（K）。
其次是管式加热炉的燃气进口温度。
燃气进口温度对加热炉的热效率影响较大。
一般来说，燃气进口温度越高，炉壁会受到更高的温度冲击，容易造成炉膛内部结构的破坏。
因此，燃气进口温度一般控制在一定范围。
最后是管式加热炉的炉膛温度。
炉膛温度对加热炉的生产效率和产品质量有很大影响。
一般来说，炉膛温度过低会导致加热不均匀，产品质量下降；而炉膛温度过高则会导致燃烧不完全，燃气的利用率降低。
炉膛温度的确定可以通过燃气进口温度、燃气流量和传热时间计算得到，公式如下：炉膛温度=[(Q_g*H_c*T_g)+(Q_p*H_p*T_p)]/(Q_g*H_c+Q_p*H_p)其中，Q_p为介质流量（kg/s），H_c为燃气的比热容（J/kgK），T_p为介质进口温度（K），H_p为介质的比热容（J/kgK）。
综上所述，管式加热炉的热量各参数的计算和确定需要考虑燃气燃烧热效率、传导传热系数、辐射传热系数、热损失、燃气进口温度和炉膛温度等因素。
通过对这些参数的计算和调整，可以提高加热炉的热效率和生产效率，同时保证产品质量。
加热炉计算
加热炉的总热负荷可以根据各介质进出炉的热焓及汽化率来计算：
Q WF [eIv (1 e)IL Ii ] Ws (Is2 Is1) Q'
式中Q ——加热炉总热负荷，千卡／时； WF——油料流量，公斤／时； Ws——过热蒸汽量，公斤／时； e ——原料气化率，％； IL——加热炉炉出口温度下油料液相热焓，千卡／公斤； IV——加热炉炉出口温度下油料气相热焓，千卡／公斤； Ii——加热炉炉进口温度下油料液相热焓，千卡／公斤； Is1——过热蒸汽进口时热焓，千卡／公斤； Is2——过热蒸汽出口时热焓，千卡／公斤； Q′——其他热负荷，如注水汽化热等，千卡／时。
对于同一体系，在其他条件和参数完全相同的情况下，基准温度 不同，计算出的热效率值就不相同，按此求得的燃料用量当然也不同 。所以对基准温度有必要作出统一的规定。
以环境温度作为基准温度较符合实际，适用于对运转中的管式炉 进行实际考核。但是，环境温度是一个变量，用于设计炉子或对全国 各地同类炉子进行热效率比较时，又会产生困难。在这种情况下还是 以某一固定的温度(如15.6℃或0℃)为基准温度较为方便。
2.67C 8H 23.2 / %
S
O
Vo
Lo 1.293
(8.10) (8.11)
式中 Lo——燃料的理论空气量(重量)，公斤空气／公斤燃料； Vo——燃料的理论空气量(体积)，标米3空气／公斤燃料。
气体燃料所需理论空气量可用下式计算：
Lo
0.0619
[0.5H2
0.5CO
(m
n 4
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管式炉的辐射热传计算·温度分布计算（1）
1）能量平衡方程的建立
计算辐射传热是计算温度分布所必需的，但要准确计算温度场还必须已知燃料燃烧模型、烟气流动模型、管内过程模型。
一般说，这些都是当今的研究课题，还有待人们去认识和开发，在资料不足时可作出假定。
Roesler提出的燃烧模型，常为人们采用。
流场是难点，冷模、示踪都可作为了解烟气流动的手段，但在文献中常见将其作为活塞流处理，或凭经验加以校正。
管内过程视系统而定，如果是单纯加热则比较简单，如果管内进行化学反应过程，还应当有可靠的反应动力学模型。
在上述模型都已知的条件下，可建立计算温度分布的能量平衡方程组。
对并联管束，例如烃类水蒸气转化制氢炉，管表面区的能量平衡式为:
系统中表面区的数目与所能建立的能量平衡方程数目相同。
烟气区的能量平衡式为:
同样，方程式的数目与系统中烟气区的数目相同，联立解所有方程式，就可求出温度分布。
上述两式中，Q
n 表示烟气区g
i
或与表面区S
i
毗连的烟气区以对流方式传
到表面区的热量，kJ/h；Q
n
表示传至管表面区的热量。
或者表示通过耐火墙
传至环境的热损失，kJ/h；Q
f
表示在该烟气区中燃料燃烧放出的热量，kJ/h；
△Hg
i 气表示烟气进出g
i
区的焓差，kJ/h。
对于并联U形致壁管加热炉，其能量平衡方程式与并联管有所区别。
如图4-35所示，四路U形徽壁管并联，每路11根，上进下出。
鉴于并联管路有对称性，取其中一路作为计算对象即可，兼顾计算精度与机器内存，将敷壁管柱面分为四区，11根炉管分成44段。
倘取每段中点温度为该段的代表温度，有44个温度待求，见图4-36。
将烟气分为8区，其中4区为圆柱体，4区为环柱体。
炉顶、炉底被分为4区，见图4-37。
总共16区，56个温度待求。
敷壁管表面S
i
管段区的能量平衡式:
炉顶或炉底表面区S
的能量平衡式，共4条，
m
上述方程联立求解，得出56个温度，从而确定炉膛温度分布。