湖南科技大学本科生毕业设计（论文）
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
??0.782 Cp1??1 Cp2Cp265.01?1
Cp268.25?1
Cp2?1 Cp299.62?1
Cp268.25?1
甲醇 水
Cp1?(tLD?tF)?0.72?5(65?.0168?.?25tW5?tF)?0.782?(99.62?68.25)?24.53 ) Cp?12?.(34? 3 . 2CCp2?(tLD?tF)?1?(65.0?168.?25?)
p2?(tW?tF)?1?(99.62?68.25)?31.37
??65.0168.25??C(1?x?)]?t?(0.725?0.99?1?0.01)?(65.01?68.25)??2.36Cpdt?[Cp1xDp2D
99.6268.25?dt?[C?x??C?(1?x?)]?t??(0.782?0.005?1?0.995)?(99.62?68.25)?31.34Cpp1Wp2W则有
D?65.0168.25Cpdt?D?Cp?t?24.9?7120??(32.3?6?)358 9kcal/h 35.178 7kcal/h 53.502QW?W?99.6268.25?d?tCp?W??C?2t.50?4p1?03?1.34对全塔进行热量衡算
QF?QS?QD?QW?Q
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=3.6601×107 kcal/h
QS3.660?10.97塔釜热损失为10%，则η=0.9，则
QS????107?4.066?1 0kcal/h
式中
QSQD——加热器理想热负荷； ——塔顶馏出液带出热量；
QS?——加热器实际热负荷； QW——塔底带出热量。 (187.6℃,1.2Mpa)
7加热蒸汽消耗量
?Hr水蒸气?2784 .kj/kg 6Qs??Hr水蒸气
Wh???55031.62 kg/h
2784.6/4.18683.660?110
表12 热量衡算数据结果列表
符号
QC
WC QF QD
-58935.1
QW
QS?
Wh
数值
36581438.69
2438762.579
kg/h
kcal/h
0
78753.502 kcal/h
3.6601×107 kcal/h
50810.72 kg/h
kcal/h
4.1.3 理论板数、塔径、填料选择及填料层高度的计算
21
湖南科技大学本科生毕业设计（论文）
（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?0.9824 3?0.1784.5?11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
物质 甲醇 水
密度(kg/m3)
温度/℃
50 750 988
60 741 983
70 731 978
80 721 972
90 713 965
100 704 958
表14 查化工工艺设计手册整理得甲醇-水特殊点粘度
物质
塔顶65.01℃
甲醇 水
0.333 0.435
粘度（mPa.s） 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 数值
31.79
31.79
1.146
737.83
0.335
MLD?1kg.kmol
MVDkg.kmol?1
?VDkg.m?3
?LDkg.m?3
?LDmPa?s流量D
质量/(kg?h)摩尔/(kmol?h)?1?1
24.972×103 785.55
表16 汽化塔塔底数据结果表
符号
MLW?1kg.kmol数值
18.02
MVWkg.kmol18.02
?1
?VWkg.m?3
?LWkg.m?3
?LWmPa?s0.285
流量W
质量/(kg?h)摩尔/(kmol?h)?1?1
0.589 958
2.504×103 139.141
表17 汽化塔进料数据结果表
符号
MLF?1kg.kmol数值 29.73
MVFkg.kmol30.50
?1
?VFkg.m1.09
?3
?LFkg.m?3
?LFmPa?s0.327
流量F
质量/(kg?h)摩尔/(kmol?h)?1?1
751.65
27.491×103 924.697
22
湖南科技大学本科生毕业设计（论文）
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/(kg.kmol) 液相平均相对分子质量M气相密度?V/(kg.m液相密度?L/(kg.m?3?1精馏段 31.15 30.76 1.118 744.74 4328.38
137599.21
0.331 3542.83
112626.56
提馏段 24.26 23.88 0.84 854.83 4328.38
102292.08 0.306 4283.5 105006.49
1L/(kg.kmol?1)
) )
?3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?1?1?1)
)
?1)
)
?ufa由气速关联式 lg??2g??2??G?0.??L?4??G?82???5?????L??A?1.7? ?G????L??L??1式中
a?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=112626.56kg/h，G=137599.21 kg/h ， A=0.022 代入式中求解得 uf=2.68 m/s
tF?tVD2323空塔气速 u=0.6uf=0.6×2.68=1.608m/s, t??68.25?65.182?66.72℃
体积流量 Vs?4328.38?8.314?(66.72?273.15)?101.01325?10?36005?33.49m/s
3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?=
14Vs=8.374m/s
3 23
湖南科技大学本科生毕业设计（论文）
则塔径
4VD?s??4?8.374u??2.6m7?1.29
圆整后：D=2.7m 空塔气速 u=1.26m/s
提馏段：?V?0.84kg/m3,?L?854.83kg/m3,L?85348.27kg/h,G?84005.83kg/h 代入数值得
u?f=2.37m/s 空塔气速u=0.6u?f=1.43 m/s t?tF?tW?68.2?599.22?6823.9℃4
3 V3s?4328.38?8.314?(83.94?273.15)?101.01325?105?3600?31.68m/s
于是 VV3s?=
14s=7.92m/s
D?4Vs?4?7.92?u???1.81?2.6m2
圆整后：D=2.7m, 空塔气速 u=1.42m/s 选取整塔塔径为 D=2.9m。
选取汽化塔的型号为：Ф2700/700×1500,VN=4.8m2 拉西环填料 （4）填料层高度的计算
精馏段：um/s,?/m3V?1.36V?1.118kg
0.5 ?L???112626.560.5??V????1.118?
V?L?137599.21???744.74???0.03172 u2????2V?0.21.26?290?979.64/744.74g??1.118?0.3310.2?0.07428????L? L?9.81744.74查化工原理（天大修订版下册[10]）P191得 ?P/Z?75?9.8P1am
/依经验数据取等板高度HETP=0.5m，则Z精=NT·HETP=26×0.5=13m
精馏段总压降 ?P精?(?p/Z)?精Z?75?9.81?13?95P6 a 4
?0.50?.08.5提馏段：
L??V?4??102292.0?8V????L?105006.?4??985??4.?803.0321 8u2????2V?g??0.2?1.42?290?969.38/854.830.840.2???L??0.306?0.0524 L?9.81854.83 24
湖南科技大学本科生毕业设计（论文）
查得 ?P/Z?36?9.8P1am/ Z提=NT·HETP=4×0.5=2m
?36?9.81?8?8292?70P 6a.Z提馏段总压降 ?P提?(?p/Z)?提全塔填料层总压降 ?P??P精填料总高度 Z?Z精?Z提??P提?706.3?102P7 a1
?13?2?15m
表19 填料层高度和压强降计算汇总表
参数
压降?P/Z(Pa/m)
总压降/Pa 填料层高度/m
精馏段 75×9.81 9564.8 13
提馏段 36×9.81 706.3 2
全塔 111×9.81 10271.1 15
4.1.4 汽化塔附属设备的选型计算
（1）甲醇回流冷凝器
选用管壳式冷凝器，被冷凝气体走管间，以便于及时排出冷凝液，采用逆流换热。 取冷凝器传热系数K=700W/（m2℃） 逆流： T 65.18℃→65.01℃ t 35℃ ← 20℃ △tm = ?tm??t2??t1ln(?t2/?t1)?(65.18?35)?(65.01?20)ln65.18?3565.01?20?37.10℃
A?QCK??tm?36581438.69?1.1622/4700?37.10?51.24m
2选取冷凝器型号[2]为：选取冷凝器型号为：Φ500×4500，冷凝面积F=58.3m2 （2）塔底再沸器
选用U型管加热器，经处理后，放在塔釜内，蒸汽选择1.2MPa（187.8℃）饱和水蒸气，传热系数K=2000W/(m2·℃)
△t=187.8-100=87.8℃ QS?=3.142×107 kcal/h
?QSK??t3.6601?10?1.1622/42000?87.872A???60.56m
选用两个塔底再沸器，则每个再沸器的换热面积为：A?=A/2=30.3m 选取再沸器的型号[2]为：Ф450×3000，换热面积为F=34.6m
表20 汽化塔主要设计参数汇总表
气相摩尔流量（kmol/h）
塔顶
塔釜
进料
精馏段 4328.38
提馏段 4328.38
22 25