凝时的传热膜系数很高，可以通过改变蒸汽的压力准确地控制加热温度。燃料燃烧所排放的烟道气温度可达100-1000℃，适用于高温加热，缺点是烟道气的比热容及传热膜系数很低，加热温度控制困难。本设计选用1.2Mpa（温度为187.8℃）的饱和水蒸气作为加热介质，水蒸气易获得、清洁、不易腐蚀加热管，不但成本会相应降低，塔结构也不复杂。
常用的冷却剂是水和空气，应因地制宜加以选用。受当地气温限制，冷却水一般为10-25℃。本设计选用20℃的冷却水，选升温10℃，即冷却水的出口温度为35℃。 （2）冷凝器的热负荷及冷却介质消耗量 冷凝器的热负荷 QC?(R?1)D(IVD?ILD)
其中 IVD——塔顶上升蒸汽的焓；ILD——塔顶馏出液的焓。
IVD?ILD?xD?HV甲?(1?xD)?HV水
其中 ?HV甲——甲醇的蒸发潜热；?HV水水的蒸发潜热 蒸发潜热与温度的关系：?H1?Tr21??HV1(21?T)0.38 其中Tr——对比温度。
r1表10 沸点下蒸发潜热列表
沸点/℃ 蒸发潜热?Hr/(kcal〃kmol-1)
Tc/K 甲醇 64.65 8430 512.6 水
100
9729
647.3
由沃森公式计算塔顶温度下的潜热 ?H1?Tr20.38V2??HV1(1?T) r165.18℃时，对甲醇：TT2r2?T?273.15?65.18?0.660 C512.6 TT1r1?T?273.15?64.65?0.659 C512.6蒸发潜热 ?H(1?0.660r甲?8430?1?0.659)0.38?8420.597 kcal/kmol
对水，同理得 Tr2=0.523，Tr1=0.576 蒸发潜热 ?Hr水?9729?(1?0.5231?0.576)0.38?10174.338 kcal/kmol
24
对于全凝器作热量衡算（忽略热损失），选择泡点回流，因为塔顶甲醇含量很高，与露点相接近，所以 IVD?ILD?xD?H甲?(1?xD)?H水
代入数据得 IVD?ILD?0.9824?8420.597?(1?0.9824)?10174.338?8451.463 kcal/kmol Qc?(3.07?1)?906.519?8451.463?31181945.97 kcal/h
冷却剂的消耗量 WC?QCCpc(t2?t1)?31181945.971?(35?20)?2078796.398kg/h
（3）加热器的热负荷及全塔热量衡算 选用1.2Mpa(187.8℃)饱和水蒸气为加热介质
表11 甲醇、水在不同温度下混合的比热容[单位：kcal/(kg.℃)]
甲醇 水
Cp165.01?0.719
Cp168.25?0.730
Cp1?0.725 Cp199.62?0.834
Cp168.25?0.730
?1?0.782 Cp?2?1 CpCp2?1
65.01Cp2?1
68.25Cp2?1 Cp2?1
99.62Cp2?1
68.25?1?(tW?tF)?0.782?(99.62?68.25)?24.53 甲醇 Cp1?(tLD?tF)?0.725?(65.01?68.25)??2.35 Cp?2?(tW?tF)?1?(99.62?68.25)?31.37 水 Cp2?(tLD?tF)?1?(65.01?68.25)??3.24 Cp?65.0168.25??Cp2(1?xD?)]?t?(0.725?0.99?1?0.01)?(65.01?68.25)??2.36 Cpdt?[Cp1xD?dt?[Cp?1xW??Cp?2(1?xW?)]?t??(0.782?0.005?1?0.995)?(99.62?68.25)?31.34 Cp?99.6268.25则有 D?65.0168.25Cpdt?D?Cp?t?28.828?10?(?2.36)??68010.48 kcal/h
99.623 QW?W?68.25C?dt?W?C??t?2.9?10?31.34?90886 kcal/h pp3对全塔进行热量衡算 QF?QS?QD?QW?QC
为了简化计算，以进料焓，即68.25℃时的焓值为基准做热量衡算
QS?QD?QW?QC?QF =-58935.1+78753.502+36581438.69-0=3.12×107 kcal/h ??塔釜热损失为10%，则η=0.9，则 QSQS3.12?100.97???3.47?10 kcal/h
7 25
式中 QS——加热器理想热负荷； QS?——加热器实际热负荷；
QD——塔顶馏出液带出热量； QW——塔底带出热量。
加热蒸汽消耗量 ?Hr水蒸气?2784.6 kj/kg (187.6℃,1.2Mpa) Wh?Qs??Hr水蒸气?3.47?1072784.6/4.1868?52188.3255031.62 kg/h
表12 热量衡算数据结果列表
符号
QC
31181945.97
WC
2078796.398
QF QD
-68010.48
QW
90886 kcal/h
QS?
3.12×107 kcal/h
Wh
52188.32 kg/h
数值
kcal/h
kg/h
0
kcal/h
4.1.3 理论板数、塔径、填料选择及填料层高度的计算 （1）理论板数的计算
由于本次设计时汽化塔的相对挥发度是变化的，所以不能用简捷法求得，应用图解法。 精馏段操作线方程为 y?RR?1x?xDR?1 截距
xDR?1?0.98243.07?1?0.2414
连接?xD,xD?,(0,xDR?1)与q线交于d点，连接?xW,xW?与d点，得提馏段操作线，然后由平衡线与
操作线可得精馏塔理论板数为30块，提馏段4块，精馏段26块。 （2）填料的选择
填料是填料塔的核心构件，它提供了气液两相相接触传质与传热的表面，与塔内件一起决定了填料塔的性质。目前，填料的开发与应用仍是沿着散装填料与规整填料两个方面进行。
本汽化塔设计选用25×0.8金属拉西环乱堆填料。 （3）塔径设计计算
汽化塔设计的主要依据和条件：
表13 不同温度下甲醇和水的密度
密度(kg/m3)
物质
温度/℃
甲醇
50 750
60 741
70 731
80 721
90 713
100 704
26
水
988 983 978 972 965 958
表14 查化工工艺设计手册整理得甲醇-水特殊点粘度
粘度（mPa.s）
物质
塔顶65.01℃
甲醇 水
0.333 0.435
塔底99.62℃
0.228 0.285
进料68.25℃
0.310 0.416
塔顶、塔底、进料条件下的流量及物性参数：
表15 汽化塔塔顶数据结果表
符号 数
31.79
值
31.79
1.146
737.83
0.335
28.818×103 906.519
MLDkg.kmol?1
MVDkg.kmol?1
?VDkg.m?3
?LDkg.m?3
?LDmPa?s
流量D质量/(kg?h)摩尔/(kmol?h)?1?1
表16 汽化塔塔底数据结果表
符号
MLWkg.kmol?118.02
MVWkg.kmol?118.02
?VWkg.m?30.589
?LWkg.m?3958
?LWmPa?s0.285
流量W质量/(kg?h)摩尔/(kmol?h)2.9×103 160.57
?1?1
数值
表17 汽化塔进料数据结果表
符号
MLFkg.kmol?1
MVFkg.kmol30.50
?1
?VFkg.m?31.09
?LFkg.m?3751.65
?LFmPa?s0.327
流量F
质量/(kg?h)摩尔/(kmol?h)31.725×103 1067.089
?1?1
数值 29.73
精馏段及提馏段的流量及物性参数：
表18 精馏段、提馏段数据结果表
气相平均相对分子质量MV液相平均相对分子质量ML气相密度?V精馏段
提馏段 24.26 23.88 0.84
/(kg.kmol?1) /(kg.kmol)
?131.15 30.76 1.118
/(kg.m?3)
27
液相密度?L/(kg.m?3)
?1 744.74
854.83 3689.53
89508 0.306 3850.1 91940.39
气相摩尔流量/(kmol.h) 气相质量流量/(kg.h) 液相粘度/mPa.s 液相摩尔流量/(kmol.h) 液相质量流量/(kg.h)
0.331 2783.013
85605.48
?1?1?13689.53
114928.93
?ua由气速关联式 lg??2?g?式中
2f????G??L?0.2??L?4??G?8 ???L??A?1.75?????G???L???11a?2——干填料因子；?L——液体粘度，mPa〃s；A——250Y型为0.291；
L、G——液体、气体质量流速；?L、?G——气体、液体密度；g——重力加速度。
（公式来源于《常用化工单元设备设计》李功样等编P109，数据来源于化学工程师手册[4]P917和湖南科大化工原理课程设计P127）
精馏段：?G=1.118kg/m3 ，?L=744.74 kg/m3 ，?=0.97，a=250 m/m，?L=0.331 mPa〃s， L=85605.48kg/h，G=114928.93 kg/h ， A=0.291 代入式中求解得 uf=3.37 m/s
空塔气速 u=0.6uf=0.6×3.37=2.022m/s, t?23tF?tVD2?68.25?65.182?66.72℃
体积流量 Vs?3689.53?8.314?(66.72?273.15)?1031.01325?105?3600?28.581m3/s
考虑到市场的需求存在波动性, 设计中选取四个塔，则每个塔的体积流量: Vs?=
1Vs=7.14m3/s 4 28