石油煉制及化工儲水罐的熱損失

孫莉娜

（洛陽瑞澤石化工程有限公司，河南洛陽 471000）

在石油煉制及化工行業，加工及儲存的介質多為火災危險性大的液體、氣體。隨著工藝裝置及存儲設備（特別是液態烴球罐）的大型化，消防用水量進一步加大。此外，《石油化工企業設計防火標準》GB 50160—2008（2018年版）規定，大中型石化企業的消防用水量應在規定的基礎上，額外增加不小于 1萬m3的儲存量。因此，石化企業消防儲水量一般都比較大，甚至可達2～3萬m3。為節約占地，石油煉制及化工行業的消防水儲存設施一般均設置成消防水罐。因為消防水罐一般為露天設置，儲存水長期處于非流動狀態。因此，在冬季溫度低于5℃的地區，行業內多采取為消防水罐提供伴熱來保證消防儲水的安全性。

但是，在現行的國家及行業設計規范、標準中，并沒有關于水罐的冬季伴熱計算的相關內容。本文參照油罐的伴熱規定闡述消防水罐等的冬季伴熱計算。

根據熱量的來源，伴熱保溫通常分為蒸汽伴熱、熱水伴熱、導熱油伴熱和電熱帶伴熱等[1]，其中消防水罐的伴熱多采用蒸汽伴熱和熱水伴熱。根據伴熱管道布置的位置，通常又分為罐內伴熱、罐外伴熱。

本文重點介紹蒸汽外伴熱的計算，并介紹蒸汽內伴熱、熱水外伴熱、熱水內伴熱與蒸汽外伴熱的不同點。

1 蒸汽外伴熱計算

儲罐的總散熱由三部分組成，分別為罐壁散熱、罐頂散熱和罐底散熱。在理論上，只要保證冬季時供熱量滿足儲罐的總散熱量，維持罐內溫度即可，一般不考慮儲罐介質的溫升過程。

1.1 儲罐總散熱量Q計算

1.1.1 罐壁散熱量QtW計算

（1）儲罐罐壁傳熱系數Ktw計算：

其中，Ktw為儲罐罐壁傳熱系數，W/（m2·℃）。α0為保溫隔熱層表面至周圍空氣給熱系數，W/（m2·℃）。α0=11.62+6.97×W，W為當地冬季平均風速，m/s。W值可以參考《給水排水設計手冊 第01冊 常用資料》7.3章節數據。

α1為設備外壁至保溫隔熱層內側空隙間空氣的給熱系數，W/（m2·℃）。一般取11.62～13.95W/（m2·℃）[1]。

δ2為保溫隔熱層厚度，m。

λ2為保溫隔熱層的導熱系數，W/（m·℃）。在材料導熱系數未知時，λ2取值可以參照《石油化工設備和管道絕熱工程設計規范》（SH/T 3010—2013）表6.1.4。

（2）儲罐最高液位的罐壁面積計算：

其中，Atw為儲罐罐壁面積，m2。

D為儲罐直徑，m。

H1為最高液位高度，m。

（3）罐壁傳熱溫差計算：

其中，Δttw為罐壁傳熱溫差，℃。

tw為儲罐的外壁溫度，近似等于儲罐內介質最低維持溫度tav，℃。一般取5℃或10℃。

tai為周圍環境溫度，℃，一般取當地最冷月平均氣溫。tai值可以參考《給水排水設計手冊 第01冊 常用資料》7.3章節數據。

（4）罐壁散熱量Qtw=Ktw×Atw×Δttw。

其中，Qtw為罐壁散熱量，W。

1.1.2 罐頂散熱量Qtr計算

（1）儲罐罐頂傳熱系數Ktr計算：

儲罐罐頂傳熱系數Ktr計算可以取經驗值。根據《油品儲運設計手冊》（石油工業出版社）表5-5-6，當介質表面溫度小于40℃，Ktr為1.2W/（m2·℃）[2]。故在工程計算中，可以粗略取值為1.2W/（m2·℃）。

（2）儲罐最高液位以上的罐壁面積與拱頂面積之和Atr計算：

其中，Atr為儲罐罐頂面積，m2。

H為罐壁高度，m。

R為拱頂曲率半徑，m。

f為拱頂高度，m。

（3）罐頂傳熱溫差Δttr計算：

其中，Δttr為罐頂傳熱溫差，℃。

（4）罐頂散熱量Qtr=Ktr×Atr×Δttr。

其中，Qtr為罐頂散熱量，W。

1.1.3 罐底散熱量Qtb計算

（1）儲罐罐底傳熱系數Ktb計算：

儲罐罐底傳熱系數Ktb計算可以取經驗值。根據《油品儲運設計手冊》（石油工業出版社）Ktb推薦數值，Ktb一般可采用0.23～0.47W/（m2·℃）。

（2）儲罐罐底面積Atb計算：

其中，Atb為儲罐罐底面積，m2。

（3）罐底傳熱溫差Δttb計算：

其中，Δttb為罐底傳熱溫差，℃。

tgr為項目所在地區最冷月份的地表溫度，℃，當沒有數據時，可以取(tai-3)。

（4）罐底散熱量Qtb=Ktb×Atb×Δttb。

其中，Qtb為罐底散熱量，W。

1.1.4 水罐總散熱量Qs計算

其中，Qs為水罐計算總散熱量，W。

1.1.5 伴熱系統最小供熱量Qg計算

工程設計中，一般考慮20%的余量，故實際需熱量按照冬季總散熱量的1.2倍計。同時應考慮伴熱管熱量傳遞給被伴熱介質的效率，一般情況下，外伴熱時傳熱效率可取40%～60%，內伴熱時傳熱效率可取85%～95%。

其中，Qg為伴熱系統最小供熱量，W。

η為伴熱系統的傳熱效率，%。

1.2 蒸汽質量流量Qm、體積流量Qv計算

考慮到廠內蒸汽產生單元到用戶的管道的熱量損失，工程設計時，一般會適當調低飽和蒸氣壓的壓力值，比如蒸汽伴熱系統采用的是公稱壓力為1.0MPa的蒸汽，實際計算時按照用戶裝置邊界飽和蒸汽壓力值為0.8MPa計。

蒸汽經過換熱后，在管道末端設置疏水閥組，疏水閥后凝結水的壓力應盡可能低，但同時應能滿足返回凝結水站的壓力要求，一般公稱壓力1.0MPa的蒸汽換熱后凝結水壓力可取0.4～0.5MPa。

根據《給水排水設計手冊 第01冊 常用資料》5.12章節可以查到不同飽和蒸氣壓下蒸汽和水的飽和溫度、含熱量和蒸汽密度。

（1）蒸汽質量流量Qm計算：

其中，Qm為伴熱蒸汽的質量流量，kg/h。

Ha為伴熱管進口蒸汽焓值，kJ/kg。

Hb為伴熱管出口凝結水焓值，kJ/kg。

（2）蒸汽體積流量Qv計算：

其中，Qv為伴熱蒸汽體積流量，m3/h。

ρ為伴熱管進口蒸汽密度，kg/m3。

1.3 伴熱管傳熱系數K、伴熱管傳熱溫差Δt計算

儲罐伴熱管材質一般為碳鋼，導熱系數可取45W/（m·℃）。

（1）伴熱管傳熱系數K計算：

其中，K為伴熱管傳熱系數，W/（m2·℃）。

α2為伴熱管內蒸汽冷凝給熱系數，一般取11622 W/（m2·℃）。

δ1為伴熱管厚度，m。

λ1為伴熱管的導熱系數，W/（m·℃）。

α3為伴熱管至保溫隔熱層內空氣的給熱系數，W/（m2·℃）。根據《油品儲運設計手冊》（石油工業出版社）表3.0.1-1數據，伴熱介質溫度在120～180℃，管徑在DN25～DN50時，α3為18.36～21.85W/（m2·℃）。α3可以在該范圍內取值。

α4為保溫隔熱層內空氣至儲罐的給熱系數，W/（m2·℃）。根據《油品儲運設計手冊》（石油工業出版社）表3.0.1-2數據，伴熱介質溫度在138～164℃時，α4為13.37～14.53W/（m2·℃）。α4可以在該范圍內取值。

R為伴熱蒸汽的污垢熱阻，m2·℃/kW。在沒有設計參數時，可以參考《化工原理（第二版）》表4-5數據。

（2）伴熱管傳熱溫差Δt計算：

其中，Δt為伴熱管傳熱溫差，℃。

ta為伴熱蒸汽平均溫度，℃，取蒸汽進口溫度和出口溫度的平均值。

1.4 伴熱面積S、伴管長度L、伴熱管內蒸汽流速v 計算

（1）伴熱面積S計算：

（2）伴熱熱水的質量流量Qm計算公式為：

其中，S為伴熱面積，m2。

其他各參數意義均參照上述。

（2）伴熱管長度L計算：

其中，L為伴熱管長度，m。

d1為伴熱管外徑，m。

（3）伴熱管內蒸汽流速v計算：

其中，Qm為伴熱熱水的質量流量，kg/h。

t為伴熱管內熱水的平均溫度，即為熱水進水溫度和出水溫度之和的一半，℃。

c為伴熱管內熱水的平均溫度的比熱容，J/（kg· ℃）。

（3）伴熱熱水的體積流量Qv計算時，ρ為伴熱熱水密度。

（4）熱水外伴熱，伴熱管傳熱系數K時，計算公式為：

其中，v為伴熱管內蒸汽流速，m/s。

d2為伴熱管內徑，m。

根據以上計算，計算結果為設定參數下的計算最小值，在實際設計中，一般會考慮適當增大伴熱供 給量。

2 不同伴熱型式與蒸汽外伴熱的比較

2.1 蒸汽內伴熱與蒸汽外伴熱相比的不同處

（1）一般情況下，內伴熱時傳熱效率可取85～ 95%。

（2）伴熱管傳熱系數K時，計算公式為：

其中，α5為水與伴熱管的強制對流給熱系數，W/（m2·℃）。根據《化工原理（第二版）》4-13節數據，水的自強制對流換熱給熱系數為1000～8000W/（m2·℃）。K值計算結果主要影響因素在R值，α5的取值對K值計算結果影響不大。

R為伴熱熱水的污垢熱阻，m2·℃/kW。在沒有設計參數時，可以參考《化工原理（第二版）》表4-5數據。

（5）熱水內伴熱，伴熱管傳熱系數K時，計算公式為：

其中，α6為水與伴熱管的自然對流給熱系數，W/（m2·℃）。根據《化工原理（第二版）》4-13節數據，水的自然對流換熱給熱系數為200～1000W/（m2·℃）。K值計算結果主要影響因素在R值，α6的取值對K值計算結果影響不大。

2.2 熱水伴熱與蒸汽外伴熱相比的不同處

（1）一般情況下，內伴熱時傳熱效率可取85%～ 95%。

3 結論

當采用不同的伴熱型式時，計算方法略有差異。通過計算，可得到合理的伴熱熱源供給量，進而選用合理的伴熱管徑和伴管長度。