煤层气液化装置精馏塔计算书

h360.113

−:=

P36 1.8

:=bar 组成　kmol/h CH4 5.321

C2H6 0.001

02 0.052

2.3

出塔气h370.025

−

:=煤层气液化装置精馏塔结构计算

1 任务来源：设计任务书

2 已知条件

2.1进塔物料

h340.142

−:=

P34 1.7

:=bar T34174−:=组成　kmol/h CH4 6.391

O2 0.776

N2 2.105

C2H6 0.001

2.2出塔lng

FP 在1/10--3/10之间　说明选规整填料与散装填料生产能力相等根据目前我所状况初步选用散装填料

3.2 填料尺寸的选择推荐关系塔径散装填料尺寸0.3m

〈25mm 0.30.9m −2538mm −D /d0>8 环矩鞍

D /d0>=10-15 鲍尔环

3.3塔径的确定初选 Dg25 矩鞍环目前预处理系统选用的是Dg25矩鞍环查得F 1.8:=（石油化工设计手册1533

页）按矩鞍环查得液泛气速uf 0.811=ψ371

:=P37 1.6:=bar

组成　kmol/h CH4 1.071

N2 2.105

02 0.724

2.4 理论塔板数 7

2.5 塔底在沸器计算热负荷 5.62kw

3 精馏塔结构设计

3.1填料种类与结构的选型（石油化工设计手册1532页）上升气体量G 和回流液体量L 的确定

FP 0.288=

3.4 塔高的确定

查得

每米填料理论数为2块

×

1533页）

[取安全系数为1.5（石油化工设计手册

1533页）]

h 1.5h⋅

:=

h 5.25

=m[此为填料净高度]

3.5 塔压降计算

查每理论板压降为243Pa（石油化工设计手册1533页）

则每米填料压降为Δp2243

⋅

:=

整塔总计算压降为Δp 5.25Δp

⋅

:=Δp 2.55110

3

×

=Pa

考虑塔内件及安全系数取系数3

则整塔压降为ΔP3Δp

⋅

:=

ΔP7.65410

3

×

=Pa

4 校核计算

取操作气速u0.8uf⋅

:=

根据公式

cum/s

DD0.076

=

D 5.83110

3

−

×

=m D 5.83110

3

−

×

=m

实取

3 成本相对增加不多

2 塔有一定余量

选取原因 1 标准封头

m /s

u0.467

=

此时

因γ=0.884>20%,D=0.3<2m

故需设塔外分离罐

取分离罐直径

D20.08:=V28.345:=cum /h

v 0.461=m /s

气相进料

（按李老师提供数据） G18.076:=cum /h 取管径

流速 v1 2.789=m /s

液相进料（按李老师提供数据）

订货时可按厂家境况复合。

5 塔内件及辅助装置

5.1 喷淋密度

L10.269:=cum /h （按李老师提供数据

此数据为塔顶回流量　塔底比此值大）

(查石油化工设计手册1588页各种液体分布器均满足要求。）6 填料层分段

(查石油化工设计手册1596页表13-125）

对矩鞍环

h /D=8-15

h=2.4-4.5m 故本塔填料层应分两段考虑到冷箱高度的限制本次填料不分段。7 进出料管

纯液体进料速度7.1 进料

(查石油化工设计手册1604页）

m /s

v3 4.166=流速 取管径

cum /h G220.1398.076−:=7.3 塔顶气体出口

m /s

v30.184=流速 取管径cum /h

L20.208:=7.2 塔底液体出口m /s

v20.238=流速 取管径cum /h

L10.269:=