滨州学院
化工原理 课 程 设 计
题目 处理量为42000吨/年的二硫化碳-四氯化碳分离精馏塔设计
教 学 院 化学与化工系
专业班级 材料化学本一班 学生姓名 高天正 学生学号 2009010791 指导教师 商希礼
2012年 5 月 20日
化工原理课程设计任务书
一 设计题目
二硫化碳-四氯化碳分离精馏塔设计
二 工艺条件
生产能力：42000吨/年（料液） 年工作日：每年按300天生产日计算
原料组成：32%的二硫化碳和68%的四氯化碳（质量分率，下同） 产品组成：馏出液96%的二硫化碳，釜液2.4%的二硫化碳 操作压力：塔顶压强为常压 进料温度：q=1
冷凝方式: 塔顶采用全凝器，泡点回流 加热方式：塔釜为饱和蒸汽再沸器加热 塔 型: 筛板 三 设计内容
1 确定精馏装置流程
2 工艺参数的确定
基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率， 实际塔板数等。
3 精馏塔设备设计计算
如：板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。 4 流体力学计算
流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。
5 主要附属设备设计计算及选型(泵、冷凝器或再沸器设备设计计算和选型)
6 绘制精馏塔设备结构图和带控制点的工艺流程图
7 撰写设计说明书
目 录
摘 要 ........................................................... 5 绪 论 ............................................................ 6 第一章 设计方案简介 . .............................................. 7
1.1流程的设计及说明 .................................................................................................................................. 7 1.2已知参数 .................................................................................................................................................. 7 1.3 选塔依据 ................................................................................................................................................. 8
第二章 设计计算 . .................................................. 9
2.1精馏流程的确定 ...................................................................................................................................... 9 2.2塔的物料衡算 .......................................................................................................................................... 9 2.3塔板的确定 . ........................................................................................................................................ 10
第三章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算............................. 13
3.1 塔的工艺条件及物性的数据计算 ..................................................................................................... 13 3.2精馏塔气液负荷计算 .......................................................................................................................... 17 3.3塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 ...................................................................................................... 17 3.4筛板的流体力学验算 .......................................................................................................................... 22 3. 5塔板负荷性能图 ................................................................................................................................. 26 3. 6精馏塔的工艺设计计算结果总表 ..................................................................................................... 34 4.1接管设计 .............................................................................................................................................. 35 4.2热量衡算 .............................................................................................................................................. 37 4.3冷凝器选择 .......................................................................................................................................... 39 4.4再沸器选择 .......................................................................................................................................... 40 4.5泵的选型 .............................................................................................................................................. 40
第四章 附属设备及主要附件 ........................................................................................................... 35
结 束 语 ........................................................ 42 参考文献 ........................................................ 42
前言
蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔。
板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板(孔径为3—8mm) 和大孔径筛板(孔径为10—25mm) 两类。工业应用小以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合(如分离粘度大、易结焦的物系) 。
在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R 等直接关系到生产过程的经济问题。
应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降．故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛
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板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆选用。
第一章
1.1
流程的设计及说明
图1 板式精馏塔的工艺流程简图
工艺流程：如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入
- 5 -
精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵, 有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。
1.2【已知参数】: 主要基础数据:
表1 二硫化碳和四氯化碳的物理性质
项目 二硫化碳 四氯化碳
分子式
CS 2 CCl 4
分子量 76 154
沸点(℃) 46.5 76.8
密度g /cm 3 1.260 1.595
表2 液体的表面加力 (单位:mN/m)
温度℃ 二硫化碳 四氯化碳
46.5 28.5 23.6
表3 常压下的二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据 液相中二硫化
气相中二硫化
- 6 -
58 26.8 22.2
76.5 24.5 20.2
液相中二硫化气相中二硫化
碳摩尔分率x 碳摩尔分率y 碳摩尔分率x 碳摩尔分率y 0 0.0296 0.0615 0.1106 0.1435 0.2580 1.3 选塔依据
工业上，塔设备主要用于蒸馏和吸收传质单元操作过程。对于一个具体的分离过程，通常按以下五项标准进行综合评价： （1） 通过能力大，即单位塔截面能够处理得气液负荷高； （2） 塔板效率高； （3） 塔板压降低； （4） 操作弹性大；
（5） 结构简单，制造成本低。
而筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下：
（1）结构简单、金属耗量少、造价低廉。
（2）气体压降小、板上液面落差也较小。
（3）塔板效率较高， 改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔。
因此对于苯和甲苯物系，有侧线进料和出料的工艺过程，选用板式塔较为适宜。
0 0.0823 0.1555 0.2660 0.3325 0.4950
0.3908 0.5318 0.6630 0.7574 0.8604 1.0
0.6340 0.7470 0.8290 0.8790 0.9320 1.0
第二章
【设计计算】 2.1、精馏流程的确定
- 7 -
二硫化碳和四氯化碳的混合液体经过预热到一定的温度时送入到精馏塔，塔顶上升蒸气采用全凝器冷若冰霜凝后，一部分作为回流，其余的为塔顶产品经冷却后送到贮中，塔釜采用间接蒸气再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。流程图如图1所示。 2.2、塔的物料衡算
(一) 、料液及塔顶塔底产品含二硫化碳的质量分率
a F =
0.32⨯76
=0.188
0.32⨯76+(1-0.32) ⨯1540.96⨯76
=0.922
0.96⨯76+(1-0.96) ⨯154
0.024⨯76
=0.012
0.024⨯76+(1-0.024) ⨯154
a D =
a W =
（二）、平均分子量
M F =0.32⨯76+(1-0.32) ⨯154=129.04M D =0.96⨯76+(1-0.96) ⨯154=79.12M W =0.024⨯76+(1-0.024) ⨯154=152.128（三）、物料衡算 每小时处理摩尔量F =总物料衡算
D +W =F
58305830
==45.17kmol /h M F 129.04
易挥发组分物料衡算
0.96D +0.024W =0.32F
联立以上三式可得：
- 8 -
D =12.59kmol /h W =33.21kmol /h F =45.17kmol /h
2.3、塔板数的确定 （一）理论板N T 的求法
① 根据二硫化碳—四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表，用插值法求全塔温度： 塔顶温度
进料温度 t F =58℃
塔釜温度
精馏段平均温度t m (精) =
提馏段平均温度t m (提) =
t W +t F
=67.33℃ 2t D +t F
=52.27℃ 2
74.9-73.1t W -76.7
=⇒ t W =76.65℃
0-2.960.0776-0t -46.346.3-48.5
=D ⇒ t D =46.54℃
100.0-86.0498.5-100.0
② 根据二硫化碳—四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表，用插值法求汽相组成：
塔顶处汽相组成
- 9 -
48.5-46.546.65-46.5
=⇒ y D =99.26%
93.2-100.0 100y D -100.0
进料处汽相组成
59.3-55.358-59.3
=⇒ y F =67.07%
63.4-74.7 100y F -63.4
塔釜处汽相组成
74.9-73.176.7-73.1
=⇒ y W =4.3%
8.23-15.55 100y W -15.55
③ 相对挥发度的求解 塔顶处相对挥发度
由x D =0.96; y D =0.9926 得 αD =
0.99261-0.9926
/=5.583 0.96 1-0.96
进料处相对挥发度
由x F =0.32; y F =0.6707 得 αF =
0.67071-0.6707
/=4.328 0.32 1-0.32
塔釜处相对挥发度
由x W =0.024; y W =0.043 得 αW =
0.0431-0.043
/=1.827 0.024 1-0.024
精馏段平均相对挥发度αm =
(精)
αD +αF
=4.95℃ 2αW +αF
=3.07℃ 2
提馏段平均相对挥发度αm (提) =
- 10 -
（1） 平衡线方程
y =
αx 4.01x
=
1+(α-1) x 1+3.01x
（2）q =1.00
y =
q 1x -x F q -1q -1
（3）最小回流比R min 及操作回流比R 依公式R min =
x D -y q y q -x q
=
0.96-0.5813
=1.4909
0.5813-0.3273
取操作回流比R =1.6R min =2⨯1.4909=2.3855 (4) 精馏段操作线方程
y =
X R 2.38550.96x +D =x +=0.7046x +0.2835 R +1R +12.3855+12.3855+1
(5)提馏段操作线方程
y =
x R '+1
x +W =1.7645x -0.0094 R 'R '
x f =0.32
理论塔板数的确定
先交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程计算如下：
相平衡
y 1=x D =0.922−−−→x 1=0.74；
y 2=0.811−−→x 2=0.51； y 3=0.647−−→x 3=0.31；
y 4=0.501−−→x 4=0.199； y 5=0.424−−→x 5=0.168； y 6=0.288−−→x 6=0.091；
y 7=0.152−−→x 7=0.042； y 8=0.0659−−→x 8=0.017； y 9=0.0205−−→x 9=0.005；
，其中精馏段为5层，提馏段为3. N T =(9-1) 层（不包括塔釜）层.
(二) 全塔效率E T
E T =0.17-0.616lg μm
塔内的平均温度为, 该温度下的平均粘度μm
μm =0.32μA +0.68μB =0.32⨯0.3+0.68⨯0.68=0.5584
故: E T =0.17-0.616lg0.1558=0.32 (三) 实际板数N
精馏段:N 精=5/E T =12层 提馏段:N 提=3/E T =9层
第三章
板式塔主要工艺尺寸的设计计算 3.1塔工艺条件及物性数据计算 (一) 操作压强的计算P m
塔顶压强P D =4+101.3=105.3kPa取每层塔板压降△P=1.0kPa 则： 进料板压强：P F =105.3+10⨯1.0=113.7kPa 塔釜压强：P w =105.3+9⨯0.7=121.3kPa 精馏段平均操作压强：P m =
105.3+113.7
=109.5 kPa
2
114.3+121.3
=116.8kPa.
2
提馏段平均操作压强：P ′m =
(二) 平均摩尔质量计算
塔顶摩尔质量的计算：由xd=y1=0.016查平衡曲线, 得x1=0.927
M VDm =0.016⨯76+(1-0.016) ⨯154=152.75kg /kmol M LDm =0.927⨯76+(1-0.927) ⨯154=75.07kg /kmol ；
进料摩尔质量的计算：x F =0.96由平衡曲线查的： yF =0.582 ； M VFm =0.582⨯76+(1-0.582) ⨯154=98.98kg /kmol ； M LFm =0.96⨯76+(1-0.96) ⨯154=79.12kg /kmol ； 塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查的：x W =0.024 x 1' =0.127
M VWm =0.024⨯764+(1-0.024) ⨯154=168.64kg /kmol M LWm =0.127⨯76+(1-0.127) ⨯154=144.1kg /kmol 精馏段平均摩尔质量：
M Vm(精) =(152.75+98.98) 2=125.865kg /kmol ； M Lm(精) =(75.07+79.12) 2=77.095kg /kmol ； 提馏段平均摩尔质量：
M ' Vm(提) =(98.98+168.64) 2=133.81kg /kmol ； M ' Lm(提) =(79.12+144.1) 2=111.61kg /kmol ； （三) 平均密度计算：ρ
m
不同温度下CS 2—CCl 4的密度及质量分数列表
位置温度 （℃） 塔顶 46.54 进料口 58
ρ(CS 2) (kg /m ) 1224
3
ρ(CCl 4) (kg /m ) 1543
3
ω(CS 2) ω(CCl 4)
0.941 0.059
1206 1508 0.203 0.797
塔釜 76.65
1177 1485 0.0201 0.9799
1、液相密度ρLm ： ①塔顶部分 依下式： ρLm =
αA αB
（α为质量分率）；其中+
ρLA ρLB
αA =0.941,αB =0.059；
即：ρLm =
0.9410.059
+⇒ρLm =1269.5kg /m 3； 12241543
②进料板处：由加料板液相组成：由x F =0.32 得
αAF =0.203；
ρLFm =
0.2031-0.203
+⇒ρLFm =1503.3kg /m 3； 12061508
③塔釜处液相组成：由x W =0.04得αAW =0.0201； ρLWm =
0.02011-0.0201
+⇒ρLWm =1524.2kg /m 3 11771485
故 精馏段平均液相密度：
ρL m (精) =(1503.3+1524.2) 2=1513.75kg /m 3；
提馏段的平均液相密度：
ρL m (提) =(1627.5+1513.3) 2=1572.4kg /m 3； 2、气相密度ρVm ：
① 精馏段的平均气相密度
ρVm(精) =
p m M Vm(精)
RT
=
109.5⨯125.865
=5.09kg /m 3
8.314⨯(52.25+273.1)
② 提馏段的平均气相密度
ρVm(提) =
‘p m M Vm(提)
RT
=
116.8⨯133.81
=5.52kg /m 3
8.314⨯(67.25+273.1)
（五）液体平均表面张力 σm 的计算
不同温度下CS 2—CCl 4的表面张力
位置温度 （℃） 塔顶 46.54 进料口 58 塔釜 76.65
σ(CS 2) (mN /m )
σ(CCl 4) (mN /m )
28.416 26.759 24.089
n
23.669 22.286 20.067
液相平均表面张力依下式计算，及σLm =∑x i μi
i =1
① 塔顶液相平均表面张力的计算 ：
σLDm =0.96⨯28.416+0.04⨯23.669=28.22mN /m ； ② 进料液相平均表面张力的计算
σLDm =0.32⨯26.759+(1-0.32) ⨯22.286=23.716mN /m ；
③ 塔釜液相平均表面张力的计算
σLWm =0.024⨯24.089+(1-0.024) ⨯20.067=20.24mN /m ； 则：
精馏段液相平均表面张力为：
σm(精) =2=25.96mN /m
提馏段液相平均表面张力为：
σm(提) =(23.716+20.24) 2=21.978mN /m
液体平均粘度的计算μLm
液相平均粘度依下式计算，即μLm =∑x i μi ； 塔顶液相平均粘度的计算，由由t D =46.54℃查手册得： μA =0.33mPa s ； μB =0.71mPa s ； μLDm =0.96⨯0.33+0.04⨯0.71=0.3452mPa s ； 进料板液相平均粘度的计算：由t F =58℃手册得： μA =0.28mPa s ； μB =0.64mPa s ； μLFm =0.32⨯0.28+0.68⨯0.64=0.5248mPa s ； 塔釜液相平均粘度的计算： 由t W =76.65℃查手册得： μA =0.25mPa s ； μB =0.51mPa s ； μLWm =0.024⨯0.25+0.976⨯0.51=0.503mPa s ； 3.2、精馏塔气液负荷计算
精馏段：V=(R+1) D ' =42.62kmol /h V s =
VM Vm (精) 3600ρVm(精)
=
48.62⨯125.865
=0.29m 3/s
3600⨯5.09
L=RD=30.03kmol /h L s =
LM Lm (精) 3600ρLm(精)
=
30.03⨯77.095
=0.00042m 3/s
3600⨯1513.75
Lh =3600⨯0.00042=1.52m 3/h 提馏段：V ' =V =42.62kmol ； V ' s
(提)
=
V ' M Vm (提) 3600ρVm(提)
=
42.62⨯133.81
=0.286m 3/s ；
3600⨯5.52
'
L=L+F=30.03+45.17=75.2kmol/h；
L ' s =
'
LM Lm (提)
3600ρLm(提)
=
75.2⨯111.61
=0.00148m 3/s ；
3600⨯1574.8
L ' h =3600⨯0.00148=5.33m 3/h ；
3.3、塔和塔板的主要工艺尺寸的计算
（一）塔径D 参考下表 初选板间距H T =0.40m,取板上液层高度H L =0.07m 故： ①精馏段： H T -h L =0.40-0.07=0.3
L s ρL 10.00421513.751
2
()() =()() 2=0.431 查图表 V s ρV 0.295.09C 20=0.072；依公式
C =C 20(
σ
20
) 0.2=0.072(
25.960.2
) =0.0721；
20
u max ==0.0721.239m /s 取安全系数为0.7，则：
u=0.7⨯u max =0.7⨯1.239=0.867m/s
故：D =
==1.272m ； 按标准，塔径圆整为1.3m, 则空塔气速为u =
4V s 4⨯1.04
==0.78m /s 22
πD π⨯1.3
塔的横截面积A T = ②提馏段：
π
4
D 2=
π
4
1.32=1.3267m 2
1
L ' s ρ' L 10.002771574.8
(' )(' ) 2=()() 2=0.0507；查图
V s ρV 0.9565.14
C 20=0.068；依公式：C =C 20( u max
σ
20
) 0.2
⎛22.09⎫
=0.068⨯ ⎪
⎝20⎭
0.2
=0.0694；
===1.213m /s
取安全系数为0.70，
u ' =0.7⨯u max =0.7⨯1.213=0.849m /s ；
D ' =
==1.20m ； 为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化, 在提馏段与精馏段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸; 故:D' 取1.3m 塔的横截面积:A ' T =
π
4
D '2=
π
4
1.32=1.3267m 2
空塔气速为u ' =
4V s 4⨯0.956
==0.720m /s 22
πD π⨯1.3
板间距取0.4m 合适 （二）溢流装置
采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。各计算如下： ①精馏段：
1、溢流堰长 l w 为0.7D ，即：l w =0.7⨯1.3=0.91m ； 2、出口堰高 hw hw =hL -h ow 由l w /D=0.91/1.４=0.7, L h 2.5w =E 为1.03 依下式得堰上液高度：
8.28
=10.48m 查手册知： 0.912.5
2.84⎛L h ⎫h ow =E ⎪
1000⎝l w ⎭
2.84⎛8.28⎫=⨯1.03 ⎪1000⎝0.91⎭
=0.013m
故：h w =h L -h ow =0.07-0.013=0.057m 3、 降液管宽度W d 与降液管面积A f
有l w /D =0.7查手册得W d /D =0.14, A f /A T =0.08 故：W d =0.14D=0.14 ⨯1.3=0.182m
A f =0.08
π
4
D 2=0.08⨯
π
4
⨯1.32=0.1062m 2
τ=
A f H T L s
=
0.1062⨯0.4
=21.8s (>5s , 符合要求)
0.00203
4、降液管底隙高度h 0
取液体通过降液管底隙的流速u 0=0.1m/s 依式计算降液管底隙高度h 0， 即：h 0=②提馏段：
1、溢流堰长l ' w 为0.7D ' ，即：l ' w =0.7⨯1.3=0.91m ；
' '
2、出口堰高h w h' w =hL -h ow ；
L s 0.00203
==0.0212m l w u 00.91⨯0.1
由 l ' w /D=0.91/1.3=0.7，L h l '2.5w =
9.76
=12.63m 查手册知 0.912.5
E 为1.04依下式得堰上液高度：
h ow
'
2.84⎛L h ⎫=E ' ⎪1000⎝l w ⎭
2.84⎛8.98⎫=⨯1.04 ⎪1000⎝0.91⎭
=0.0119m
h w =0.07-0.0119=0.0581m 。
‘
1、 降液管宽度W ‘d 与降液管面积A f
‘’‘’有‘=0.7查手册得W l w /D ’d /D =0.14, A f /A T =0.08
故：W ‘d =0.14D=0.14 ⨯1.3=0.182m
‘A f =0.08
π
4
D ' 2=0.08⨯
π
4
⨯1.32=0.1062m 2
τ=
A f H T L s
=
0.1062⨯0.4
=15.28s (>5s , 符合要求)降液管底隙高度
0.00289
h ' 0
取液体通过降液管底隙的流速u 0=0.08m/s 依式计算降液管底隙高度h ' 0 ：即
L ' s 0.00289h 0=' ==0.0367m
l w u 00.56⨯0.08
'
（三）塔板布置
1、取边缘区宽度W c =0.035m ,安定区宽度W s =0.065m ①精馏段：依下式计算开孔区面积
π2-1x ⎫⎛
A α=2 R sin ⎪ 180R ⎭⎝其中x =
D 1.3
-(W d +W s )=-(0.182+0.065)=0.403m 22
R =
D 1.3-W c =-0.035=0.615m 22
故:
π2-10.403⎫ A α=2⎛0.615sin ⎪ 1800.615⎭⎝
=0.915m
2
②提馏段：依下式计算开孔区面积
⎛π'2-1x ' ⎫
A α=2 x R sin ' ⎪180R ⎭
⎝
'
π0.403⎫⎛
=2 0.6152sin -1⎪
1800.615⎝⎭ =0.915m 2
D ' 1.3
其中x =-(W ' d +W ' s )=-(0.182+0.065)=0.403m
22
'
D ' 1.3
R =-W c =-0.035=0.615m
22
'
（四）筛孔数n 与开孔率ϕ
取筛孔的孔径d 0为5mm 正三角形排列，一般碳钢的板厚δ为4mm, 取t /d 0=3.5 故孔中心距t=3.5 ⨯ 5.0=17.5mm 依下式计算塔板上筛孔数n ,即
⎛1158⨯103⎫⎛1158⨯103⎫
n = ⎪A α= ⎪⨯0.915=3970孔 22
t 17.5⎝⎭⎝⎭
依下式计算塔板上开孔区的开孔率ϕ，即：
ϕ=
A 00.907%==7.5%（在5~15%范围内） 2A α(t /d 0)
精馏段每层板上的开孔面积A o 为
A o =ϕ⨯A α=0.075⨯0.915=0.0686m 2 气孔通过筛孔的气速u 0=
V s 1.04
==15.16m /s A o 0.686
提馏段每层板上的开孔面积A ' o 为
A ' o =ϕ⨯A ' α=0.075⨯0.915=0.0686m 2
V ' s 0.941
气孔通过筛孔的气速u 0=' ==15.72m /s
A o 0.686
'
（五）塔有效高度
精馏段Z 精=（12-1）⨯0.4=4.4m ； 提馏段有效高度Z 提=（9-1）⨯0.4=3.2m ；
在进料板上方开一人孔，其高为0.8m ，一般每6~8层塔板设一人孔（安装、检修用），需经常清洗时每隔3~4层块塔板处设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600m 。根据此塔人孔设4个。故：精馏塔有效高度
Z =Z 精+Z 提+3⨯0.8=4.4+3.2+2.4=10m
3.4．筛板的流体力学验算
(一) 气体通过筛板压降相当的液柱高度h p 1、根据 h p =h c +h l +h σ 干板压降相当的液柱高度h c
2、根据d 0/δ=5/4=1.25，查干筛孔的流量系数图c 0=0.89 ①精馏段由下式得
⎛u ⎫⎛ρ⎫15.16⎫⎛3.78⎫h c =0.051 0⎪ v ⎪=0.051⎛ ⎪ ⎪=0.0271m C ρ0.891394.3⎝⎭⎝⎭⎝0⎭⎝l ⎭
2
2
②提馏段由下式得
⎛u ⎫⎛ρ⎫⎛15.16⎫⎛5.14⎫h c '=0.051 0⎪ v ⎪=0.051 ⎪ ⎪=0.0428m C ρ0.891574.8⎝⎭⎝⎭⎝0⎭⎝l ⎭
2
2
3、①精馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度h l
u α=
v s 1.04
==0.8595m /s A t -A f 1.327-
0.1062
F α=u =1.878
由图充气系数ε0与F a 的关联图查取板上液层充气系数ε0为0.57 则h l =ε0h L =ε0(h w +h ow )=0.57⨯0.07=0.0399m ②提馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度h l '
u α'=
v s 0.956
==0.783m /s A t -A f 1.327-
0.1062
F α'=u a ==1.775
由图充气系数ε0与F a 的关联图查取板上液层充气系数ε0为0.58 则h l '=ε0h L =ε0(h w +h ow )=0.58⨯0.07=0.0406m 3、①精馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度h σ
4σ4⨯26.06⨯10-3
由 h σ===0.001515m
ρL gd 01384.3⨯9.81⨯0.005
②提馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度h σ'
4σ4⨯22.09⨯10-3
'由 h σ===0.001236m ρL gd 01574.8⨯9.81⨯0.005
故①精馏段 h p =0.0301+0.0399+0.001515=0.05851m 单板压降
∆P =h p ρL g =0.05851⨯1394.3⨯9.81=800.3pa =0.8003kpa (
故②提馏段 h p '=0.00483+0.0406+0.001236=0.06463m 单板压降
∆P '=h p ρL g =0.06463⨯1521.4⨯9.81=964.6pa =0.9646kpa (
（二）①精馏段雾沫夹带量e v 的验算
5.7⨯10⎛u α
由式e v = H -h σf ⎝T
-6
⎫
⎪⎪⎭
3.2
3.2
5.7⨯10-6⎛0.8595⎫=0.0249kg 液/kg气 = ⎪26.06⨯10-3⎝0.4-2.5⨯0.07⎭
故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 ②提馏段雾沫夹带量e v 的验算
5.7⨯10-6⎛u α
由式e v = H -h σf ⎝T ⎫
⎪⎪⎭
3.2
3.2
5.7⨯10-6⎛0.783⎫=0.0239kg 液/kg气 = ⎪22.09⨯10-3⎝0.4-2.5⨯0.07⎭
故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带
（三）①精馏段漏液的验算
u ow =4.4C
=
4.4x =8.6 m /s
筛板的稳定性系数 k =u 0=15.16=1.76(>1.5)
u ow
8.9
故在设计负荷下不会产生过量漏液
②提馏段漏液的验算
u ow =4.4C
=4.4⨯ =8.6 m /s
筛板的稳定性系数 k =u 0=15.16=1.92(>1.5)
u ow
7.89
故在设计负荷下不会产生过量漏液
（四）①精馏段液泛验算
为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度
H d ≤Φ(H T +h w )
由H d =h p +h L +h d 计算H d
⎛L ⎫⎛0.0023⎫
h d =0.153 S ⎪=0.153 ⎪
⎝0.91⨯0.025⎭⎝l w h 0⎭
1.56⨯10-3=0.001526m
2
2
H d =0.082+0.06+0.00098=0.13m
取Φ=0.5，则Φ(H T +h w )=0.5（0.4+0.057）=0.2285m 故H d ≤Φ(H T +h w )，在设计负荷下不会发生液泛 ②提馏段液泛验算
为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度
H d ≤Φ(H T +h w ) 由H d =h p +h L +h d 计算
H d
⎛L ⎫⎛0.00277⎫
h d =0.153 S ⎪=0.153 ⎪
l h 0.91⨯0.0304⎝⎭⎝w 0⎭
1.534⨯10-3=0.00153m
2
2
H d ==0.0903+0.07+0.00153=0.162m
取Φ=0.5，则Φ(H T +h w )=0.5⨯(0.4+0.0554)=0.2272m 故
H d ≤Φ(H T +h w )，在设计负荷下不会发生液泛 2.5．塔板负荷性能图 ①精馏段
(一) 雾沫夹带线（1）
5.7x 10⎛u α e v = H -h σf ⎝T
-6
⎫
⎪⎪⎭
3.2
式中u α=
v s v s
==0.819v s （a ）
A T -A f 1.327-0.1062
2/3
⎡⎤⎛⎫3600L s -3
h f =2.5(h w +h ow )=2.5⎢h w +2.84⨯10E ⎪⎥
⎢⎝l w ⎭⎥⎣⎦
近似取E ≈1.0，h w =0.0569m，l w =0.91m
2/3
⎡⎤-3⎛3600L S ⎫ 故h f =2.5⎢0.0569+2.84x 10 ⎪⎥
⎝0.91⎭⎥⎢⎣⎦
=0.1423+1.677（b ）
L S 2/3
取雾沫夹带极限值e v 为0.1Kg 液/Kg气，已知
σ=20.06mN /m ，
⎛
H T =0.4m，并将（a ），（b ）式代入e v =5.7⨯10 u α
H -h σf ⎝T
-6
⎫
⎪⎪⎭
3.2
⎫0.8574v s 5.7⨯10-6⎛
得0.1= ⎪
26.465⨯10-3⎝0.4-0.1423-1.677L S 2/3⎭
3.2
整理得 v s =2.132-14.70L S 2/3 （1）
此为雾沫夹带线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls, 计算出相应的Vs 值。列于表４中
表 ４
（二）液泛线
令H d =ϕ(H T +h w ) H d =h p +h L +h d h p =h c +h L +h σ h L =h w +h ow
联立得 Φ(H T +h w ) =h p +h w +h ow +h d 近似的取E=1.0, l w =0.91
h ow =2.84⨯10-3(=2.84⨯10-3(
3600l s 2/3
) l w
3600l s 2/3
) 0.91
整理得h ow =0.6954l s 2/3 (c)
h c =0.51(=0.51(
u 02ρv V ρ) () =0.51(s ) 2(v ) C 0ρl C 0A 0ρl
V s 3.78
) 2()
0.89⨯0.06861394.3=0.031351V s 2
取ε0=0.6, 近似的有
h c =ε0(h w +h ow ) =0.6⨯(0.057+0.7104L s 2/3) =0.3141+0.409L s
2/3
h σ=0.001515
故: h p =0.3071V s 2+0.3141+0.409L s 2/3+0.001515 (d) 由式h d =0.153(
L s 2L s
) =0.153() 2 l w -h 00.91⨯0.025
=296.6L s 2 (e)
将H T =0.4m , hw =0.057, Φ=0.5, 及(c),(d),(e)代入得
0.5(0.4+0.057) =0.0357+0.03071V s 2+0.409L s 2/3+0.057+0.7104L s
2/3
2
+296.6L s
整理得:
2
V s 2=3.66-32.427L 2/3s -7794.6L S
此为液泛线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls, 计算出相应的Vs 值。列于表５中
表 ５
（三）液相负荷上限线
以θ=5s 作为液体在降液管中停留时间的下限θ=
A f H T 5
0.4⨯0.1062
=0.008496m 3/s 5
A f H T L s
=5
则 L s .max =
=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限 (四) 漏液线（气相负荷下限线） 由u o ,min =4.4C o
u o ,min =
V s ,min A o
h L =h w -h ow h ow =2.84E L h ⎪
1000⎝l w ⎭
⎛⎫
23
A 0=
0.686m 2
得
=4.4⨯0.7184
V s ,min
整理得
:V s ,min =此为液相负荷上限线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls, 计算出相应的Vs 值。列于表６
表 ６
(五) 液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层告诉h ow =0.006m，化为最小液体负荷标准, 取E ≈1.0。由
2.84⎛3600L s ⎫
h ow =E ⎪
1000⎝l w ⎭
2/3
=0.006
2/3
2.84⎛3600L s ,min ⎫
即:0.006=0.006= ⎪
1000⎝0.91⎭
则L s ,min =7.76⨯10-4m 3
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线可知设计供板上限有雾沫夹带线控制，下限由漏夜线控制 精馏段操作弹性=②提馏段
(一) 雾沫夹带线（1）
5.7x 10⎛u α
e v = H -h σf ⎝T
-6
V s ,max V s ,min
1.703
==3.171 0.537
⎫ ⎪⎪⎭
3.2
式中u α=（a ）
v s v s
==0.812v s
A T -A f 1.327-0.1062
2/3
⎡⎤⎛⎫3600L s -3
h f =2.5(h w +h ow )=2.5⎢h w +2.84⨯10E ⎪⎥
⎢⎝l w ⎭⎥⎣⎦
近似取E ≈1.0，h w =0.057m，l w =0.91m
2/3
⎡⎤-3⎛3600L S ⎫ 故h f =2.5⎢0.0598+2.84⨯10 ⎪⎥ 0.91⎝⎭⎥⎢⎣⎦
=0.1416+1.729（b ）
L S 2/3
取雾沫夹带极限值e v 为0.1Kg 液/Kg气，已知
σ=22.09mN /m ，
⎛
H T =0.4m，并将（a ），（b ）式代入e v =5.7⨯10 u α
H -h σf ⎝T
-6
⎫
⎪⎪⎭
3.2
⎫0.812v s 5.7⨯10⎛
得0.1= -3 2/3⎪22.09⨯10⎝0.4-0.136-1.729L S ⎭
-6
3.2
整理得 v s =4.294-28.56L S 2/3 （1）
此为雾沫夹带线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls, 计算出相应的Vs 值。列于表８中。
表 ８
Ls. m 3/s 0.6⨯10-3 Vs. m 3/s 3.996 （二）液泛线
令H d =ϕ(H T +h w ) H d =h p +h L +h d h p =h c +h L +h σ h L =h w +h ow
联立得 Φ(H T +h w ) =h p +h w +h ow +h d 近似的取E=1.0, l w =0.91
1.5⨯10-3
3.0⨯10-3
4.5⨯10-3
3.873 3.709 3.512
h ow =2.84⨯10-3(=2.84⨯10-3(
3600l s 2/3
) l w
3600l s 2/3
) 0.91
整理得h ow =0.7104l s 2/3 (c)
h c =0.51(=0.51(
u 02ρv V ρ) () =0.51(s ) 2(v ) C 0ρl C 0A 0ρl
V s 5.14
) 2()
0.89⨯0.06861574.8=0.0495V s 2
取ε0=0.6, 近似的有
h l =ε0(h w +h ow ) =0.6⨯(0.0554+0.7104L s 2/3) =0.03558+0.426L s
h σ=0.001236
2/3
故: h p =0.0495V s 2+0.03558+0.426L s 2/3+0.001236 (d) 由式h d =0.153(
L s 2L s
) =0.153() 2 l w -h 00.91⨯0.0304
=207.5L s 2 (e)
将H T =0.4m , hw =0.057, Φ=0.5, 及(c),(d),(e)代入得
0.5(0.4+0.0554) =0.03558+0.0495V s 2+0.426L s 2/3+0.0544+0.7104L s
2/3
2
+207.5L s
整理得:
2
V s 2=2.69-24.344L 2/3s -4015.3L S
此为液泛线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls, 计算出相应的Vs 值。列表９
表 ９
（三）液相负荷上限线
以θ=5s 作为液体在降液管中停留时间的下限θ=
A f H T 5
0.4⨯0.1062
=0.008496m 3/s 5
A f H T L s
=5
则
L s .max =
=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限 (四) 漏液线（气相负荷下限线） 由u o ,min =4.4C o u o ,min =
V s ,min A o
h L =h w
-h ow h ow =2.84E L h ⎪
1000⎝l w ⎭
⎛⎫
23
A 0=0.686m 2
得
=4.4⨯0.686V s ,min
整理得:V s ,min =此为液相负荷上限线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls, 计算出相应的Vs 值。列表10中。
表 10
(五) 液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层告诉h ow =0.006m，化为最小液体负荷标
准, 取E ≈1.0。
2.84⎛3600L s ⎫
由h ow =E ⎪
1000⎝l w ⎭
2/3
=0.006
2/3
2.84⎛3600L s ,min ⎫
即:0.006= ⎪
1000⎝0.91⎭
则L s ,min =8.03⨯10-4m 3s
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 可知设计供板上限有雾沫夹带线控制，下限由漏夜线控制 精馏段操作弹性=V s ,max =1.601=3.085
V s ,min
0.519
3.6、精馏塔的工艺设计计算结果总表 表11 精馏塔的工艺设计计算结果总表
第四章
精馏塔的的附属设备及接管尺寸 4.1接头管设计 接管尺寸
接管尺由管内蒸气速度及体积、流量决定。各接管允许的蒸气速度查表得
1、塔顶蒸气出口管径 取u=15m/s, D =
==0.298m ,
根据工艺标准，将其圆整到D=0.30m。选取φ299⨯7.5规格的热轧无缝钢管。 2、回流管管径 取
u=1.4m/s, D =
==0.043m , 根据工艺标准，将其圆整到D=0.05m。，选取φ56⨯3.5规格的热轧无缝钢管。 3. 塔底进气管 塔
底
进
气
管
直
管
进
气
u=15m/s,
d =
=0.281m 根据工艺标准，将其圆整到D=0.30m。选取φ299⨯7.5规格的热轧无缝钢管。 1、 加料管管径
L Fs =
F ⨯M F 94.13⨯127.48
==0.002543m 3/s
3600⨯ρLF 3600⨯1472.43
取
u=1.5m/s,
D =
==0.0467m 根据工艺标准，将其圆整到D=0.05m，选取φ56⨯3.5规格的热轧无缝钢管。
2、 料液排出管管径
L Fs =
W ⨯M W 34.73⨯151.50
==0.000976m 3/s
3600⨯ρLW 3600⨯1492.54
取u=0.6m/s,
D =
==0.0453m 根据工艺标准，将其圆整到D=0.05m。选取φ56⨯3.5规格的热轧无缝钢管。
管型选取表
4.2塔总高度计算 筒体与封头 1. 筒体
操作压力P=1atm公称直径 dg=1300mm查得筒体壁厚为6mm ，所用材质为A 3 2. 封头
封头分为椭圆形封头，蝶形封头几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径Dg=1300mm查得
曲面高度h 1=300mm 直边高度h 2=25mm 内表面积F 封=1.83m 2容积V 封=0.269m 选封头Dg1300⨯4，JB1154-73
3
3裙座
塔底常采用裙座支撑，由于裙座内径>800mm,裙座厚取16mm 。
基础环内径 D bi =（1300+2⨯16）-0.2⨯103=1132mm 基础环外径 D bo =（1300+2⨯16）+0.2⨯103=1532mm 圆整 D bi =1200mm Dbo =1600mm
基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm ，考虑再沸器，高地面2m ，地角螺栓直径取M 30 4. 人孔
一般隔6~8塔板设一个人孔，取人孔直径为500mm ，其伸出塔体的筒体长为220mm ，人孔中心距操作平台800~1200mm，设人孔的板间距为800mm ，共21块板，可设4个人孔。 5．塔总体高度的设计
1. 塔的顶部空间
2. 塔的顶部空间高度是指塔的第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为800mm ，塔顶部空间高度为1200mm 。 2. 塔的底部空间
H B =1.6m 3. 塔的总体高度
H =（n -n F -n p -1)H T +n F H F +n p H p +H D +H B =12.6m
4.2 热量衡算 加热介质的选择
选用饱和水蒸气，温度140℃，工程大气压力3.69atm
原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸汽冷凝放热值大，而水蒸汽压力越高，冷凝温差越大，管程数相应减
小，但蒸汽压力不宜太高。 冷凝剂的选择
选冷却水，温度25℃，温升10℃
原因：冷却水方便易得，清洁不易结垢，升温线越高，用水量越小，但平均温差小，传热面积大，综合考虑选择10℃ 热量衡算
由汽液平衡数据 tF =58℃ tD =46.54℃ tW =76.65℃ t D =46.54℃时：
由物性表查得 CP1=77.407KJ/kmol⋅k CP 2=133.66KJ/Kmol⋅k
CP D =C P1x D +C P2(1-x D ) =77.407⨯0.97+133.66⨯(1-0.97) =79.095kJ /(kt W =74.76℃时：
由物性表查得 CP1=79.411KJ/kmol⋅k CP 2=141.96KJ/Kmol⋅k
CP W =C P 1x W +CP 2(1-xW )=79.411⨯0.034+141.96⨯(1-0.034)=139.46kJ/(kmol⋅k) t F =58℃时：
由物性表查得 CP1=78.074KJ/kmol⋅k CP 2=136.25KJ/Kmol⋅k
CP F =C x F +C (1-x F )=78.074⨯0.34+136.65⨯(1-0.34)=116.47kJ /(kmol⨯k)
P1P2
当t D =46.65℃时，
由物性表查得 r1=355.54KJ/Kg r 2=2004.25KJ/Kg
r =r 1x D +r 2(1-x D )
355.54⨯0.97+204.25⨯(1-0.97) =351.0013KJ /Kg
=
塔顶以0℃为基准，则0℃上升热量Q V
Q V =VC PD t D +V r M VD =209.2743⨯79.095⨯46.65+209.2743⨯351.0013⨯77.3=6448448KJ /h
塔顶馏出液热量Q D :
Q D =DC PD t D =50.08⨯79.095⨯46.54=184349KJ /h 回流液热量Q R ：
Q R =LC pR t R =159.1943⨯79.095⨯46.54=586007kJ/h 进料热量Q F ：
Q F =LC pF t F =94.13⨯116.47⨯58=635872kJ/h 塔底残液热量：
Q W =LC pW t W =63.73⨯139.46⨯76.65=681248kJ/h 冷凝器消耗的热量:
Q C =QV -Q R -Q D =6448448-586007-184349=5678092kJ/h
再沸器提供的热量Q B （全塔范围内列热量衡算式）塔釜热损失为10%，则塔釜热损失Q =0.1QB 再沸器实际热负荷
0.9Q B =QC +QW +QD -Q F =5678092+681248+184349-635872
计算得：Q B =6564241kJ/h
4.3冷凝器的选择
有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数范围500-1500
kcal /m 2⋅h ⋅0c
()
本设计取k=1000 kcal /m 2⋅h ⋅0c =4180J/m 2⋅h ⋅0c 出料液温度：58℃（饱和气）→58℃（饱和液），冷却水温度取20℃→35℃， 逆流操作：
()()
∆t 1=38.0℃, ∆t 2=23.0
℃,
Δt m =
Δt 1-Δt 215
==29.88℃ Δt 138.0
ln ln
23.0Δt 2
传热面积：根据全塔热量衡算得Q c =5.678⨯106kJ/h，
Q c 5.678⨯106
A===45.46m 2. K Δt m 4180⨯29.88
取安全系数为1.04，则所需传热面积A=1.04⨯A=37.88
换热器列表
4.4 再沸器的选择
o 选用120℃饱和水蒸气加热，传热系数取K=2926kJ/(m 2.h.C )
料液温度58℃→76.65℃，水蒸汽温度120℃→120℃， 逆流操作：
∆t 1=62.0℃，∆t 2=43.2℃，
Δt '=m
'-Δt 'Δt 1
2
=49.3℃ 'Δt 1
ln Δt '2
传热面积：根据全塔热量衡算得Q '=6564241kJ/h，s
A=
Q '6564241s
==45.5m 2
k Δt '2926⨯49.3m
取安全系数为1.04，则所需传热面积A=1.04⨯A=31.51
4.5 泵的选型
以进料泵为例，由上面设计可知其流速为： u F =1. 5m /s 设泵在地面上，忽略其它因素，料液面至加料孔的高度h=0.4(11-2)+0.8+1.6+2=8m ,主加料管长20m.90O 标准弯头两个，截止阀两个，则有关管件的局部阻力系数分别是： 90O 标准弯头： ζ=0.75 截止阀： ζ=6.0
则总的局部阻力系数为：∑ζ=0.75⨯2+6⨯2=13.5
m , 黏度为由上面设计可知：进料液密度为：ρ=1513.3kg /3
F
μF =0.5176mPa ⋅s
d u ρ0.0661⨯1.25⨯1513.3
则：Re =F F F ==239843.7>104（湍流）
μ0.5176⨯10F
取管壁绝对粗糙度ε=0.3mm, ε=0.0041, 查莫狄图可得摩擦系数λ=0.031
则
：
H
f
u 2l
λ+ζ) ⨯F d F
2⨯
=
2=
Δp =0.7⨯9=6.3Kpa
F
在两截面之间列柏努利方程求泵的扬程为：
3ΔP 6.3⨯10
H e =Δz++H =8.06++3.09=11.59m
f ρg 1513.3⨯9.81F
流量q=
FM 106.68⨯127.48==9.21m 3/h ρ1513.3
所选泵的额定流量和扬程应略大于系统所需的
查泵性能表, 油泵型号为 : 50Y-60B 表4-2：
因所选压头大于管路压头，故应采用阀门调节，阀门调节多消耗的压头为：
ΔH =38-11.81=26.19m
故多消耗的轴功率为：
' =ΔHq ρF g =26.19⨯15.43⨯1513.3⨯9.8=2.369KW P e
η3600⨯0.35
参考文献
[1]《化工原理课程设计》 化工原理教研室室选编
[2] 谭蔚，聂清德 化工设备设计基础 天津大学出版社 2008.8
[3] 陈国桓 化工机械基础 化学工业出版社 2006.1 [4] 夏清 陈常贵 化工原理（上）天津大学出版社 2006.3 [5] 夏清 陈常贵 化工原理（下）天津大学出版社 2006.3 [6] 中国石化 化工工艺设计手册(第三版) 化学工业出版社2003.7
设计感想
通过化工原理的课程设计，使我增长了不少实际的知识，也在大脑中确立了一个关于化工生产的轮廓。设计中需要的许多知
识都需要我们查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识, 更极大的拓宽了我们的知识面，学习到了书本上学不到的东西，这对于一个学化工的学生来说是十分重要的, 因为除了理性认识还应具有一定的感性认识。同时由于设计的需要，计算机的应用能力得到了长足的进步，特别是学会了基本的CAD 画图。更重要的是通过这种解决设计性的课题，锻炼了我的逻辑思维能力，理论结合实际能力，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的用。
在此我要特别感谢商希礼老师，他的指导和教授使得我的设计工作得以圆满完成。在这次设计中老师的指导让我找到了一些解决难题的方法，对书本要有一个理解的深度，而不是单纯的看表面，再有设计中碰到的许多问题也改变了我思考问题的方法。在此我还要向在设计中帮助过我的同学致以诚挚的谢意！
滨州学院
化工原理 课 程 设 计
题目 处理量为42000吨/年的二硫化碳-四氯化碳分离精馏塔设计
教 学 院 化学与化工系
专业班级 材料化学本一班 学生姓名 高天正 学生学号 2009010791 指导教师 商希礼
2012年 5 月 20日
化工原理课程设计任务书
一 设计题目
二硫化碳-四氯化碳分离精馏塔设计
二 工艺条件
生产能力：42000吨/年（料液） 年工作日：每年按300天生产日计算
原料组成：32%的二硫化碳和68%的四氯化碳（质量分率，下同） 产品组成：馏出液96%的二硫化碳，釜液2.4%的二硫化碳 操作压力：塔顶压强为常压 进料温度：q=1
冷凝方式: 塔顶采用全凝器，泡点回流 加热方式：塔釜为饱和蒸汽再沸器加热 塔 型: 筛板 三 设计内容
1 确定精馏装置流程
2 工艺参数的确定
基础数据的查取及估算，工艺过程的物料衡算及热量衡算，理论塔板数，塔板效率， 实际塔板数等。
3 精馏塔设备设计计算
如：板间距，塔径，塔高，溢流装置，塔盘布置等。 4 流体力学计算
流体力学验算，操作负荷性能图及操作弹性。
5 主要附属设备设计计算及选型(泵、冷凝器或再沸器设备设计计算和选型)
6 绘制精馏塔设备结构图和带控制点的工艺流程图
7 撰写设计说明书
目 录
摘 要 ........................................................... 5 绪 论 ............................................................ 6 第一章 设计方案简介 . .............................................. 7
1.1流程的设计及说明 .................................................................................................................................. 7 1.2已知参数 .................................................................................................................................................. 7 1.3 选塔依据 ................................................................................................................................................. 8
第二章 设计计算 . .................................................. 9
2.1精馏流程的确定 ...................................................................................................................................... 9 2.2塔的物料衡算 .......................................................................................................................................... 9 2.3塔板的确定 . ........................................................................................................................................ 10
第三章 板式塔主要工艺尺寸的设计计算............................. 13
3.1 塔的工艺条件及物性的数据计算 ..................................................................................................... 13 3.2精馏塔气液负荷计算 .......................................................................................................................... 17 3.3塔和塔板的主要工艺尺寸的计算 ...................................................................................................... 17 3.4筛板的流体力学验算 .......................................................................................................................... 22 3. 5塔板负荷性能图 ................................................................................................................................. 26 3. 6精馏塔的工艺设计计算结果总表 ..................................................................................................... 34 4.1接管设计 .............................................................................................................................................. 35 4.2热量衡算 .............................................................................................................................................. 37 4.3冷凝器选择 .......................................................................................................................................... 39 4.4再沸器选择 .......................................................................................................................................... 40 4.5泵的选型 .............................................................................................................................................. 40
第四章 附属设备及主要附件 ........................................................................................................... 35
结 束 语 ........................................................ 42 参考文献 ........................................................ 42
前言
蒸馏是分离液体混合物的一种方法，是传质过程中最重要的单元操作之一，蒸馏的理论依据是利用溶液中各组分蒸汽压的差异，即各组分在相同的压力、温度下，其探发性能不同（或沸点不同）来实现分离目的。在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移。实现原料混合物中各组成分离该过程是同时进行传质传热的过程。本次设计任务为设计一定处理量的分离四氯化碳和二硫化碳混合物精馏塔。
板式精馏塔也是很早出现的一种板式塔，与泡罩塔相比，板式精馏塔具有下列优点：生产能力（20%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。根据孔径的大小，分为小孔径筛板(孔径为3—8mm) 和大孔径筛板(孔径为10—25mm) 两类。工业应用小以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合(如分离粘度大、易结焦的物系) 。
在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。在设计过程中应考虑到设计的业精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R 等直接关系到生产过程的经济问题。
应予指出，尽管筛板传质效率高，但若设计和操作不当，易产生漏液，使得操作弹性减小，传质效率下降．故过去工业上应用较为谨慎。近年来，由于设计和控制水平的不断提高，可使筛
- 4 -
板的操作非常精确，弥补了上述不足，故应用日趋广泛。在确保精确设计和采用先进控制手段的前提下，设计中可大胆选用。
第一章
1.1
流程的设计及说明
图1 板式精馏塔的工艺流程简图
工艺流程：如图1所示。原料液由高位槽经过预热器预热后进入
- 5 -
精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵, 有时还要设置高位槽。为了便于了解操作中的情况及时发现问题和采取相应的措施，常在流程中的适当位置设置必要的仪表。比如流量计、温度计和压力表等，以测量物流的各项参数。
1.2【已知参数】: 主要基础数据:
表1 二硫化碳和四氯化碳的物理性质
项目 二硫化碳 四氯化碳
分子式
CS 2 CCl 4
分子量 76 154
沸点(℃) 46.5 76.8
密度g /cm 3 1.260 1.595
表2 液体的表面加力 (单位:mN/m)
温度℃ 二硫化碳 四氯化碳
46.5 28.5 23.6
表3 常压下的二硫化碳和四氯化碳的气液平衡数据 液相中二硫化
气相中二硫化
- 6 -
58 26.8 22.2
76.5 24.5 20.2
液相中二硫化气相中二硫化
碳摩尔分率x 碳摩尔分率y 碳摩尔分率x 碳摩尔分率y 0 0.0296 0.0615 0.1106 0.1435 0.2580 1.3 选塔依据
工业上，塔设备主要用于蒸馏和吸收传质单元操作过程。对于一个具体的分离过程，通常按以下五项标准进行综合评价： （1） 通过能力大，即单位塔截面能够处理得气液负荷高； （2） 塔板效率高； （3） 塔板压降低； （4） 操作弹性大；
（5） 结构简单，制造成本低。
而筛板塔是现今应用最广泛的一种塔型，设计比较成熟，具体优点如下：
（1）结构简单、金属耗量少、造价低廉。
（2）气体压降小、板上液面落差也较小。
（3）塔板效率较高， 改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔。
因此对于苯和甲苯物系，有侧线进料和出料的工艺过程，选用板式塔较为适宜。
0 0.0823 0.1555 0.2660 0.3325 0.4950
0.3908 0.5318 0.6630 0.7574 0.8604 1.0
0.6340 0.7470 0.8290 0.8790 0.9320 1.0
第二章
【设计计算】 2.1、精馏流程的确定
- 7 -
二硫化碳和四氯化碳的混合液体经过预热到一定的温度时送入到精馏塔，塔顶上升蒸气采用全凝器冷若冰霜凝后，一部分作为回流，其余的为塔顶产品经冷却后送到贮中，塔釜采用间接蒸气再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。流程图如图1所示。 2.2、塔的物料衡算
(一) 、料液及塔顶塔底产品含二硫化碳的质量分率
a F =
0.32⨯76
=0.188
0.32⨯76+(1-0.32) ⨯1540.96⨯76
=0.922
0.96⨯76+(1-0.96) ⨯154
0.024⨯76
=0.012
0.024⨯76+(1-0.024) ⨯154
a D =
a W =
（二）、平均分子量
M F =0.32⨯76+(1-0.32) ⨯154=129.04M D =0.96⨯76+(1-0.96) ⨯154=79.12M W =0.024⨯76+(1-0.024) ⨯154=152.128（三）、物料衡算 每小时处理摩尔量F =总物料衡算
D +W =F
58305830
==45.17kmol /h M F 129.04
易挥发组分物料衡算
0.96D +0.024W =0.32F
联立以上三式可得：
- 8 -
D =12.59kmol /h W =33.21kmol /h F =45.17kmol /h
2.3、塔板数的确定 （一）理论板N T 的求法
① 根据二硫化碳—四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表，用插值法求全塔温度： 塔顶温度
进料温度 t F =58℃
塔釜温度
精馏段平均温度t m (精) =
提馏段平均温度t m (提) =
t W +t F
=67.33℃ 2t D +t F
=52.27℃ 2
74.9-73.1t W -76.7
=⇒ t W =76.65℃
0-2.960.0776-0t -46.346.3-48.5
=D ⇒ t D =46.54℃
100.0-86.0498.5-100.0
② 根据二硫化碳—四氯化碳气液平衡组成与温度的关系数据表，用插值法求汽相组成：
塔顶处汽相组成
- 9 -
48.5-46.546.65-46.5
=⇒ y D =99.26%
93.2-100.0 100y D -100.0
进料处汽相组成
59.3-55.358-59.3
=⇒ y F =67.07%
63.4-74.7 100y F -63.4
塔釜处汽相组成
74.9-73.176.7-73.1
=⇒ y W =4.3%
8.23-15.55 100y W -15.55
③ 相对挥发度的求解 塔顶处相对挥发度
由x D =0.96; y D =0.9926 得 αD =
0.99261-0.9926
/=5.583 0.96 1-0.96
进料处相对挥发度
由x F =0.32; y F =0.6707 得 αF =
0.67071-0.6707
/=4.328 0.32 1-0.32
塔釜处相对挥发度
由x W =0.024; y W =0.043 得 αW =
0.0431-0.043
/=1.827 0.024 1-0.024
精馏段平均相对挥发度αm =
(精)
αD +αF
=4.95℃ 2αW +αF
=3.07℃ 2
提馏段平均相对挥发度αm (提) =
- 10 -
（1） 平衡线方程
y =
αx 4.01x
=
1+(α-1) x 1+3.01x
（2）q =1.00
y =
q 1x -x F q -1q -1
（3）最小回流比R min 及操作回流比R 依公式R min =
x D -y q y q -x q
=
0.96-0.5813
=1.4909
0.5813-0.3273
取操作回流比R =1.6R min =2⨯1.4909=2.3855 (4) 精馏段操作线方程
y =
X R 2.38550.96x +D =x +=0.7046x +0.2835 R +1R +12.3855+12.3855+1
(5)提馏段操作线方程
y =
x R '+1
x +W =1.7645x -0.0094 R 'R '
x f =0.32
理论塔板数的确定
先交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程计算如下：
相平衡
y 1=x D =0.922−−−→x 1=0.74；
y 2=0.811−−→x 2=0.51； y 3=0.647−−→x 3=0.31；
y 4=0.501−−→x 4=0.199； y 5=0.424−−→x 5=0.168； y 6=0.288−−→x 6=0.091；
y 7=0.152−−→x 7=0.042； y 8=0.0659−−→x 8=0.017； y 9=0.0205−−→x 9=0.005；
，其中精馏段为5层，提馏段为3. N T =(9-1) 层（不包括塔釜）层.
(二) 全塔效率E T
E T =0.17-0.616lg μm
塔内的平均温度为, 该温度下的平均粘度μm
μm =0.32μA +0.68μB =0.32⨯0.3+0.68⨯0.68=0.5584
故: E T =0.17-0.616lg0.1558=0.32 (三) 实际板数N
精馏段:N 精=5/E T =12层 提馏段:N 提=3/E T =9层
第三章
板式塔主要工艺尺寸的设计计算 3.1塔工艺条件及物性数据计算 (一) 操作压强的计算P m
塔顶压强P D =4+101.3=105.3kPa取每层塔板压降△P=1.0kPa 则： 进料板压强：P F =105.3+10⨯1.0=113.7kPa 塔釜压强：P w =105.3+9⨯0.7=121.3kPa 精馏段平均操作压强：P m =
105.3+113.7
=109.5 kPa
2
114.3+121.3
=116.8kPa.
2
提馏段平均操作压强：P ′m =
(二) 平均摩尔质量计算
塔顶摩尔质量的计算：由xd=y1=0.016查平衡曲线, 得x1=0.927
M VDm =0.016⨯76+(1-0.016) ⨯154=152.75kg /kmol M LDm =0.927⨯76+(1-0.927) ⨯154=75.07kg /kmol ；
进料摩尔质量的计算：x F =0.96由平衡曲线查的： yF =0.582 ； M VFm =0.582⨯76+(1-0.582) ⨯154=98.98kg /kmol ； M LFm =0.96⨯76+(1-0.96) ⨯154=79.12kg /kmol ； 塔釜摩尔质量的计算：由平衡曲线查的：x W =0.024 x 1' =0.127
M VWm =0.024⨯764+(1-0.024) ⨯154=168.64kg /kmol M LWm =0.127⨯76+(1-0.127) ⨯154=144.1kg /kmol 精馏段平均摩尔质量：
M Vm(精) =(152.75+98.98) 2=125.865kg /kmol ； M Lm(精) =(75.07+79.12) 2=77.095kg /kmol ； 提馏段平均摩尔质量：
M ' Vm(提) =(98.98+168.64) 2=133.81kg /kmol ； M ' Lm(提) =(79.12+144.1) 2=111.61kg /kmol ； （三) 平均密度计算：ρ
m
不同温度下CS 2—CCl 4的密度及质量分数列表
位置温度 （℃） 塔顶 46.54 进料口 58
ρ(CS 2) (kg /m ) 1224
3
ρ(CCl 4) (kg /m ) 1543
3
ω(CS 2) ω(CCl 4)
0.941 0.059
1206 1508 0.203 0.797
塔釜 76.65
1177 1485 0.0201 0.9799
1、液相密度ρLm ： ①塔顶部分 依下式： ρLm =
αA αB
（α为质量分率）；其中+
ρLA ρLB
αA =0.941,αB =0.059；
即：ρLm =
0.9410.059
+⇒ρLm =1269.5kg /m 3； 12241543
②进料板处：由加料板液相组成：由x F =0.32 得
αAF =0.203；
ρLFm =
0.2031-0.203
+⇒ρLFm =1503.3kg /m 3； 12061508
③塔釜处液相组成：由x W =0.04得αAW =0.0201； ρLWm =
0.02011-0.0201
+⇒ρLWm =1524.2kg /m 3 11771485
故 精馏段平均液相密度：
ρL m (精) =(1503.3+1524.2) 2=1513.75kg /m 3；
提馏段的平均液相密度：
ρL m (提) =(1627.5+1513.3) 2=1572.4kg /m 3； 2、气相密度ρVm ：
① 精馏段的平均气相密度
ρVm(精) =
p m M Vm(精)
RT
=
109.5⨯125.865
=5.09kg /m 3
8.314⨯(52.25+273.1)
② 提馏段的平均气相密度
ρVm(提) =
‘p m M Vm(提)
RT
=
116.8⨯133.81
=5.52kg /m 3
8.314⨯(67.25+273.1)
（五）液体平均表面张力 σm 的计算
不同温度下CS 2—CCl 4的表面张力
位置温度 （℃） 塔顶 46.54 进料口 58 塔釜 76.65
σ(CS 2) (mN /m )
σ(CCl 4) (mN /m )
28.416 26.759 24.089
n
23.669 22.286 20.067
液相平均表面张力依下式计算，及σLm =∑x i μi
i =1
① 塔顶液相平均表面张力的计算 ：
σLDm =0.96⨯28.416+0.04⨯23.669=28.22mN /m ； ② 进料液相平均表面张力的计算
σLDm =0.32⨯26.759+(1-0.32) ⨯22.286=23.716mN /m ；
③ 塔釜液相平均表面张力的计算
σLWm =0.024⨯24.089+(1-0.024) ⨯20.067=20.24mN /m ； 则：
精馏段液相平均表面张力为：
σm(精) =2=25.96mN /m
提馏段液相平均表面张力为：
σm(提) =(23.716+20.24) 2=21.978mN /m
液体平均粘度的计算μLm
液相平均粘度依下式计算，即μLm =∑x i μi ； 塔顶液相平均粘度的计算，由由t D =46.54℃查手册得： μA =0.33mPa s ； μB =0.71mPa s ； μLDm =0.96⨯0.33+0.04⨯0.71=0.3452mPa s ； 进料板液相平均粘度的计算：由t F =58℃手册得： μA =0.28mPa s ； μB =0.64mPa s ； μLFm =0.32⨯0.28+0.68⨯0.64=0.5248mPa s ； 塔釜液相平均粘度的计算： 由t W =76.65℃查手册得： μA =0.25mPa s ； μB =0.51mPa s ； μLWm =0.024⨯0.25+0.976⨯0.51=0.503mPa s ； 3.2、精馏塔气液负荷计算
精馏段：V=(R+1) D ' =42.62kmol /h V s =
VM Vm (精) 3600ρVm(精)
=
48.62⨯125.865
=0.29m 3/s
3600⨯5.09
L=RD=30.03kmol /h L s =
LM Lm (精) 3600ρLm(精)
=
30.03⨯77.095
=0.00042m 3/s
3600⨯1513.75
Lh =3600⨯0.00042=1.52m 3/h 提馏段：V ' =V =42.62kmol ； V ' s
(提)
=
V ' M Vm (提) 3600ρVm(提)
=
42.62⨯133.81
=0.286m 3/s ；
3600⨯5.52
'
L=L+F=30.03+45.17=75.2kmol/h；
L ' s =
'
LM Lm (提)
3600ρLm(提)
=
75.2⨯111.61
=0.00148m 3/s ；
3600⨯1574.8
L ' h =3600⨯0.00148=5.33m 3/h ；
3.3、塔和塔板的主要工艺尺寸的计算
（一）塔径D 参考下表 初选板间距H T =0.40m,取板上液层高度H L =0.07m 故： ①精馏段： H T -h L =0.40-0.07=0.3
L s ρL 10.00421513.751
2
()() =()() 2=0.431 查图表 V s ρV 0.295.09C 20=0.072；依公式
C =C 20(
σ
20
) 0.2=0.072(
25.960.2
) =0.0721；
20
u max ==0.0721.239m /s 取安全系数为0.7，则：
u=0.7⨯u max =0.7⨯1.239=0.867m/s
故：D =
==1.272m ； 按标准，塔径圆整为1.3m, 则空塔气速为u =
4V s 4⨯1.04
==0.78m /s 22
πD π⨯1.3
塔的横截面积A T = ②提馏段：
π
4
D 2=
π
4
1.32=1.3267m 2
1
L ' s ρ' L 10.002771574.8
(' )(' ) 2=()() 2=0.0507；查图
V s ρV 0.9565.14
C 20=0.068；依公式：C =C 20( u max
σ
20
) 0.2
⎛22.09⎫
=0.068⨯ ⎪
⎝20⎭
0.2
=0.0694；
===1.213m /s
取安全系数为0.70，
u ' =0.7⨯u max =0.7⨯1.213=0.849m /s ；
D ' =
==1.20m ； 为了使得整体的美观及加工工艺的简单易化, 在提馏段与精馏段的塔径相差不大的情况下选择相同的尺寸; 故:D' 取1.3m 塔的横截面积:A ' T =
π
4
D '2=
π
4
1.32=1.3267m 2
空塔气速为u ' =
4V s 4⨯0.956
==0.720m /s 22
πD π⨯1.3
板间距取0.4m 合适 （二）溢流装置
采用单溢流、弓形降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进流堰。各计算如下： ①精馏段：
1、溢流堰长 l w 为0.7D ，即：l w =0.7⨯1.3=0.91m ； 2、出口堰高 hw hw =hL -h ow 由l w /D=0.91/1.４=0.7, L h 2.5w =E 为1.03 依下式得堰上液高度：
8.28
=10.48m 查手册知： 0.912.5
2.84⎛L h ⎫h ow =E ⎪
1000⎝l w ⎭
2.84⎛8.28⎫=⨯1.03 ⎪1000⎝0.91⎭
=0.013m
故：h w =h L -h ow =0.07-0.013=0.057m 3、 降液管宽度W d 与降液管面积A f
有l w /D =0.7查手册得W d /D =0.14, A f /A T =0.08 故：W d =0.14D=0.14 ⨯1.3=0.182m
A f =0.08
π
4
D 2=0.08⨯
π
4
⨯1.32=0.1062m 2
τ=
A f H T L s
=
0.1062⨯0.4
=21.8s (>5s , 符合要求)
0.00203
4、降液管底隙高度h 0
取液体通过降液管底隙的流速u 0=0.1m/s 依式计算降液管底隙高度h 0， 即：h 0=②提馏段：
1、溢流堰长l ' w 为0.7D ' ，即：l ' w =0.7⨯1.3=0.91m ；
' '
2、出口堰高h w h' w =hL -h ow ；
L s 0.00203
==0.0212m l w u 00.91⨯0.1
由 l ' w /D=0.91/1.3=0.7，L h l '2.5w =
9.76
=12.63m 查手册知 0.912.5
E 为1.04依下式得堰上液高度：
h ow
'
2.84⎛L h ⎫=E ' ⎪1000⎝l w ⎭
2.84⎛8.98⎫=⨯1.04 ⎪1000⎝0.91⎭
=0.0119m
h w =0.07-0.0119=0.0581m 。
‘
1、 降液管宽度W ‘d 与降液管面积A f
‘’‘’有‘=0.7查手册得W l w /D ’d /D =0.14, A f /A T =0.08
故：W ‘d =0.14D=0.14 ⨯1.3=0.182m
‘A f =0.08
π
4
D ' 2=0.08⨯
π
4
⨯1.32=0.1062m 2
τ=
A f H T L s
=
0.1062⨯0.4
=15.28s (>5s , 符合要求)降液管底隙高度
0.00289
h ' 0
取液体通过降液管底隙的流速u 0=0.08m/s 依式计算降液管底隙高度h ' 0 ：即
L ' s 0.00289h 0=' ==0.0367m
l w u 00.56⨯0.08
'
（三）塔板布置
1、取边缘区宽度W c =0.035m ,安定区宽度W s =0.065m ①精馏段：依下式计算开孔区面积
π2-1x ⎫⎛
A α=2 R sin ⎪ 180R ⎭⎝其中x =
D 1.3
-(W d +W s )=-(0.182+0.065)=0.403m 22
R =
D 1.3-W c =-0.035=0.615m 22
故:
π2-10.403⎫ A α=2⎛0.615sin ⎪ 1800.615⎭⎝
=0.915m
2
②提馏段：依下式计算开孔区面积
⎛π'2-1x ' ⎫
A α=2 x R sin ' ⎪180R ⎭
⎝
'
π0.403⎫⎛
=2 0.6152sin -1⎪
1800.615⎝⎭ =0.915m 2
D ' 1.3
其中x =-(W ' d +W ' s )=-(0.182+0.065)=0.403m
22
'
D ' 1.3
R =-W c =-0.035=0.615m
22
'
（四）筛孔数n 与开孔率ϕ
取筛孔的孔径d 0为5mm 正三角形排列，一般碳钢的板厚δ为4mm, 取t /d 0=3.5 故孔中心距t=3.5 ⨯ 5.0=17.5mm 依下式计算塔板上筛孔数n ,即
⎛1158⨯103⎫⎛1158⨯103⎫
n = ⎪A α= ⎪⨯0.915=3970孔 22
t 17.5⎝⎭⎝⎭
依下式计算塔板上开孔区的开孔率ϕ，即：
ϕ=
A 00.907%==7.5%（在5~15%范围内） 2A α(t /d 0)
精馏段每层板上的开孔面积A o 为
A o =ϕ⨯A α=0.075⨯0.915=0.0686m 2 气孔通过筛孔的气速u 0=
V s 1.04
==15.16m /s A o 0.686
提馏段每层板上的开孔面积A ' o 为
A ' o =ϕ⨯A ' α=0.075⨯0.915=0.0686m 2
V ' s 0.941
气孔通过筛孔的气速u 0=' ==15.72m /s
A o 0.686
'
（五）塔有效高度
精馏段Z 精=（12-1）⨯0.4=4.4m ； 提馏段有效高度Z 提=（9-1）⨯0.4=3.2m ；
在进料板上方开一人孔，其高为0.8m ，一般每6~8层塔板设一人孔（安装、检修用），需经常清洗时每隔3~4层块塔板处设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600m 。根据此塔人孔设4个。故：精馏塔有效高度
Z =Z 精+Z 提+3⨯0.8=4.4+3.2+2.4=10m
3.4．筛板的流体力学验算
(一) 气体通过筛板压降相当的液柱高度h p 1、根据 h p =h c +h l +h σ 干板压降相当的液柱高度h c
2、根据d 0/δ=5/4=1.25，查干筛孔的流量系数图c 0=0.89 ①精馏段由下式得
⎛u ⎫⎛ρ⎫15.16⎫⎛3.78⎫h c =0.051 0⎪ v ⎪=0.051⎛ ⎪ ⎪=0.0271m C ρ0.891394.3⎝⎭⎝⎭⎝0⎭⎝l ⎭
2
2
②提馏段由下式得
⎛u ⎫⎛ρ⎫⎛15.16⎫⎛5.14⎫h c '=0.051 0⎪ v ⎪=0.051 ⎪ ⎪=0.0428m C ρ0.891574.8⎝⎭⎝⎭⎝0⎭⎝l ⎭
2
2
3、①精馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度h l
u α=
v s 1.04
==0.8595m /s A t -A f 1.327-
0.1062
F α=u =1.878
由图充气系数ε0与F a 的关联图查取板上液层充气系数ε0为0.57 则h l =ε0h L =ε0(h w +h ow )=0.57⨯0.07=0.0399m ②提馏段气流穿过板上液层压降相当的液柱高度h l '
u α'=
v s 0.956
==0.783m /s A t -A f 1.327-
0.1062
F α'=u a ==1.775
由图充气系数ε0与F a 的关联图查取板上液层充气系数ε0为0.58 则h l '=ε0h L =ε0(h w +h ow )=0.58⨯0.07=0.0406m 3、①精馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度h σ
4σ4⨯26.06⨯10-3
由 h σ===0.001515m
ρL gd 01384.3⨯9.81⨯0.005
②提馏段克服液体表面张力压降相当的液柱高度h σ'
4σ4⨯22.09⨯10-3
'由 h σ===0.001236m ρL gd 01574.8⨯9.81⨯0.005
故①精馏段 h p =0.0301+0.0399+0.001515=0.05851m 单板压降
∆P =h p ρL g =0.05851⨯1394.3⨯9.81=800.3pa =0.8003kpa (
故②提馏段 h p '=0.00483+0.0406+0.001236=0.06463m 单板压降
∆P '=h p ρL g =0.06463⨯1521.4⨯9.81=964.6pa =0.9646kpa (
（二）①精馏段雾沫夹带量e v 的验算
5.7⨯10⎛u α
由式e v = H -h σf ⎝T
-6
⎫
⎪⎪⎭
3.2
3.2
5.7⨯10-6⎛0.8595⎫=0.0249kg 液/kg气 = ⎪26.06⨯10-3⎝0.4-2.5⨯0.07⎭
故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带 ②提馏段雾沫夹带量e v 的验算
5.7⨯10-6⎛u α
由式e v = H -h σf ⎝T ⎫
⎪⎪⎭
3.2
3.2
5.7⨯10-6⎛0.783⎫=0.0239kg 液/kg气 = ⎪22.09⨯10-3⎝0.4-2.5⨯0.07⎭
故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带
（三）①精馏段漏液的验算
u ow =4.4C
=
4.4x =8.6 m /s
筛板的稳定性系数 k =u 0=15.16=1.76(>1.5)
u ow
8.9
故在设计负荷下不会产生过量漏液
②提馏段漏液的验算
u ow =4.4C
=4.4⨯ =8.6 m /s
筛板的稳定性系数 k =u 0=15.16=1.92(>1.5)
u ow
7.89
故在设计负荷下不会产生过量漏液
（四）①精馏段液泛验算
为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度
H d ≤Φ(H T +h w )
由H d =h p +h L +h d 计算H d
⎛L ⎫⎛0.0023⎫
h d =0.153 S ⎪=0.153 ⎪
⎝0.91⨯0.025⎭⎝l w h 0⎭
1.56⨯10-3=0.001526m
2
2
H d =0.082+0.06+0.00098=0.13m
取Φ=0.5，则Φ(H T +h w )=0.5（0.4+0.057）=0.2285m 故H d ≤Φ(H T +h w )，在设计负荷下不会发生液泛 ②提馏段液泛验算
为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度
H d ≤Φ(H T +h w ) 由H d =h p +h L +h d 计算
H d
⎛L ⎫⎛0.00277⎫
h d =0.153 S ⎪=0.153 ⎪
l h 0.91⨯0.0304⎝⎭⎝w 0⎭
1.534⨯10-3=0.00153m
2
2
H d ==0.0903+0.07+0.00153=0.162m
取Φ=0.5，则Φ(H T +h w )=0.5⨯(0.4+0.0554)=0.2272m 故
H d ≤Φ(H T +h w )，在设计负荷下不会发生液泛 2.5．塔板负荷性能图 ①精馏段
(一) 雾沫夹带线（1）
5.7x 10⎛u α e v = H -h σf ⎝T
-6
⎫
⎪⎪⎭
3.2
式中u α=
v s v s
==0.819v s （a ）
A T -A f 1.327-0.1062
2/3
⎡⎤⎛⎫3600L s -3
h f =2.5(h w +h ow )=2.5⎢h w +2.84⨯10E ⎪⎥
⎢⎝l w ⎭⎥⎣⎦
近似取E ≈1.0，h w =0.0569m，l w =0.91m
2/3
⎡⎤-3⎛3600L S ⎫ 故h f =2.5⎢0.0569+2.84x 10 ⎪⎥
⎝0.91⎭⎥⎢⎣⎦
=0.1423+1.677（b ）
L S 2/3
取雾沫夹带极限值e v 为0.1Kg 液/Kg气，已知
σ=20.06mN /m ，
⎛
H T =0.4m，并将（a ），（b ）式代入e v =5.7⨯10 u α
H -h σf ⎝T
-6
⎫
⎪⎪⎭
3.2
⎫0.8574v s 5.7⨯10-6⎛
得0.1= ⎪
26.465⨯10-3⎝0.4-0.1423-1.677L S 2/3⎭
3.2
整理得 v s =2.132-14.70L S 2/3 （1）
此为雾沫夹带线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls, 计算出相应的Vs 值。列于表４中
表 ４
（二）液泛线
令H d =ϕ(H T +h w ) H d =h p +h L +h d h p =h c +h L +h σ h L =h w +h ow
联立得 Φ(H T +h w ) =h p +h w +h ow +h d 近似的取E=1.0, l w =0.91
h ow =2.84⨯10-3(=2.84⨯10-3(
3600l s 2/3
) l w
3600l s 2/3
) 0.91
整理得h ow =0.6954l s 2/3 (c)
h c =0.51(=0.51(
u 02ρv V ρ) () =0.51(s ) 2(v ) C 0ρl C 0A 0ρl
V s 3.78
) 2()
0.89⨯0.06861394.3=0.031351V s 2
取ε0=0.6, 近似的有
h c =ε0(h w +h ow ) =0.6⨯(0.057+0.7104L s 2/3) =0.3141+0.409L s
2/3
h σ=0.001515
故: h p =0.3071V s 2+0.3141+0.409L s 2/3+0.001515 (d) 由式h d =0.153(
L s 2L s
) =0.153() 2 l w -h 00.91⨯0.025
=296.6L s 2 (e)
将H T =0.4m , hw =0.057, Φ=0.5, 及(c),(d),(e)代入得
0.5(0.4+0.057) =0.0357+0.03071V s 2+0.409L s 2/3+0.057+0.7104L s
2/3
2
+296.6L s
整理得:
2
V s 2=3.66-32.427L 2/3s -7794.6L S
此为液泛线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls, 计算出相应的Vs 值。列于表５中
表 ５
（三）液相负荷上限线
以θ=5s 作为液体在降液管中停留时间的下限θ=
A f H T 5
0.4⨯0.1062
=0.008496m 3/s 5
A f H T L s
=5
则 L s .max =
=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限 (四) 漏液线（气相负荷下限线） 由u o ,min =4.4C o
u o ,min =
V s ,min A o
h L =h w -h ow h ow =2.84E L h ⎪
1000⎝l w ⎭
⎛⎫
23
A 0=
0.686m 2
得
=4.4⨯0.7184
V s ,min
整理得
:V s ,min =此为液相负荷上限线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls, 计算出相应的Vs 值。列于表６
表 ６
(五) 液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层告诉h ow =0.006m，化为最小液体负荷标准, 取E ≈1.0。由
2.84⎛3600L s ⎫
h ow =E ⎪
1000⎝l w ⎭
2/3
=0.006
2/3
2.84⎛3600L s ,min ⎫
即:0.006=0.006= ⎪
1000⎝0.91⎭
则L s ,min =7.76⨯10-4m 3
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线可知设计供板上限有雾沫夹带线控制，下限由漏夜线控制 精馏段操作弹性=②提馏段
(一) 雾沫夹带线（1）
5.7x 10⎛u α
e v = H -h σf ⎝T
-6
V s ,max V s ,min
1.703
==3.171 0.537
⎫ ⎪⎪⎭
3.2
式中u α=（a ）
v s v s
==0.812v s
A T -A f 1.327-0.1062
2/3
⎡⎤⎛⎫3600L s -3
h f =2.5(h w +h ow )=2.5⎢h w +2.84⨯10E ⎪⎥
⎢⎝l w ⎭⎥⎣⎦
近似取E ≈1.0，h w =0.057m，l w =0.91m
2/3
⎡⎤-3⎛3600L S ⎫ 故h f =2.5⎢0.0598+2.84⨯10 ⎪⎥ 0.91⎝⎭⎥⎢⎣⎦
=0.1416+1.729（b ）
L S 2/3
取雾沫夹带极限值e v 为0.1Kg 液/Kg气，已知
σ=22.09mN /m ，
⎛
H T =0.4m，并将（a ），（b ）式代入e v =5.7⨯10 u α
H -h σf ⎝T
-6
⎫
⎪⎪⎭
3.2
⎫0.812v s 5.7⨯10⎛
得0.1= -3 2/3⎪22.09⨯10⎝0.4-0.136-1.729L S ⎭
-6
3.2
整理得 v s =4.294-28.56L S 2/3 （1）
此为雾沫夹带线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls, 计算出相应的Vs 值。列于表８中。
表 ８
Ls. m 3/s 0.6⨯10-3 Vs. m 3/s 3.996 （二）液泛线
令H d =ϕ(H T +h w ) H d =h p +h L +h d h p =h c +h L +h σ h L =h w +h ow
联立得 Φ(H T +h w ) =h p +h w +h ow +h d 近似的取E=1.0, l w =0.91
1.5⨯10-3
3.0⨯10-3
4.5⨯10-3
3.873 3.709 3.512
h ow =2.84⨯10-3(=2.84⨯10-3(
3600l s 2/3
) l w
3600l s 2/3
) 0.91
整理得h ow =0.7104l s 2/3 (c)
h c =0.51(=0.51(
u 02ρv V ρ) () =0.51(s ) 2(v ) C 0ρl C 0A 0ρl
V s 5.14
) 2()
0.89⨯0.06861574.8=0.0495V s 2
取ε0=0.6, 近似的有
h l =ε0(h w +h ow ) =0.6⨯(0.0554+0.7104L s 2/3) =0.03558+0.426L s
h σ=0.001236
2/3
故: h p =0.0495V s 2+0.03558+0.426L s 2/3+0.001236 (d) 由式h d =0.153(
L s 2L s
) =0.153() 2 l w -h 00.91⨯0.0304
=207.5L s 2 (e)
将H T =0.4m , hw =0.057, Φ=0.5, 及(c),(d),(e)代入得
0.5(0.4+0.0554) =0.03558+0.0495V s 2+0.426L s 2/3+0.0544+0.7104L s
2/3
2
+207.5L s
整理得:
2
V s 2=2.69-24.344L 2/3s -4015.3L S
此为液泛线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls, 计算出相应的Vs 值。列表９
表 ９
（三）液相负荷上限线
以θ=5s 作为液体在降液管中停留时间的下限θ=
A f H T 5
0.4⨯0.1062
=0.008496m 3/s 5
A f H T L s
=5
则
L s .max =
=
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限 (四) 漏液线（气相负荷下限线） 由u o ,min =4.4C o u o ,min =
V s ,min A o
h L =h w
-h ow h ow =2.84E L h ⎪
1000⎝l w ⎭
⎛⎫
23
A 0=0.686m 2
得
=4.4⨯0.686V s ,min
整理得:V s ,min =此为液相负荷上限线的关系式，在操作控制范围内去几个Ls, 计算出相应的Vs 值。列表10中。
表 10
(五) 液相负荷下限线
对于平直堰，取堰上液层告诉h ow =0.006m，化为最小液体负荷标
准, 取E ≈1.0。
2.84⎛3600L s ⎫
由h ow =E ⎪
1000⎝l w ⎭
2/3
=0.006
2/3
2.84⎛3600L s ,min ⎫
即:0.006= ⎪
1000⎝0.91⎭
则L s ,min =8.03⨯10-4m 3s
据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线 可知设计供板上限有雾沫夹带线控制，下限由漏夜线控制 精馏段操作弹性=V s ,max =1.601=3.085
V s ,min
0.519
3.6、精馏塔的工艺设计计算结果总表 表11 精馏塔的工艺设计计算结果总表
第四章
精馏塔的的附属设备及接管尺寸 4.1接头管设计 接管尺寸
接管尺由管内蒸气速度及体积、流量决定。各接管允许的蒸气速度查表得
1、塔顶蒸气出口管径 取u=15m/s, D =
==0.298m ,
根据工艺标准，将其圆整到D=0.30m。选取φ299⨯7.5规格的热轧无缝钢管。 2、回流管管径 取
u=1.4m/s, D =
==0.043m , 根据工艺标准，将其圆整到D=0.05m。，选取φ56⨯3.5规格的热轧无缝钢管。 3. 塔底进气管 塔
底
进
气
管
直
管
进
气
u=15m/s,
d =
=0.281m 根据工艺标准，将其圆整到D=0.30m。选取φ299⨯7.5规格的热轧无缝钢管。 1、 加料管管径
L Fs =
F ⨯M F 94.13⨯127.48
==0.002543m 3/s
3600⨯ρLF 3600⨯1472.43
取
u=1.5m/s,
D =
==0.0467m 根据工艺标准，将其圆整到D=0.05m，选取φ56⨯3.5规格的热轧无缝钢管。
2、 料液排出管管径
L Fs =
W ⨯M W 34.73⨯151.50
==0.000976m 3/s
3600⨯ρLW 3600⨯1492.54
取u=0.6m/s,
D =
==0.0453m 根据工艺标准，将其圆整到D=0.05m。选取φ56⨯3.5规格的热轧无缝钢管。
管型选取表
4.2塔总高度计算 筒体与封头 1. 筒体
操作压力P=1atm公称直径 dg=1300mm查得筒体壁厚为6mm ，所用材质为A 3 2. 封头
封头分为椭圆形封头，蝶形封头几种，本设计采用椭圆形封头，由公称直径Dg=1300mm查得
曲面高度h 1=300mm 直边高度h 2=25mm 内表面积F 封=1.83m 2容积V 封=0.269m 选封头Dg1300⨯4，JB1154-73
3
3裙座
塔底常采用裙座支撑，由于裙座内径>800mm,裙座厚取16mm 。
基础环内径 D bi =（1300+2⨯16）-0.2⨯103=1132mm 基础环外径 D bo =（1300+2⨯16）+0.2⨯103=1532mm 圆整 D bi =1200mm Dbo =1600mm
基础环厚度，考虑到腐蚀余量取18mm ，考虑再沸器，高地面2m ，地角螺栓直径取M 30 4. 人孔
一般隔6~8塔板设一个人孔，取人孔直径为500mm ，其伸出塔体的筒体长为220mm ，人孔中心距操作平台800~1200mm，设人孔的板间距为800mm ，共21块板，可设4个人孔。 5．塔总体高度的设计
1. 塔的顶部空间
2. 塔的顶部空间高度是指塔的第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为800mm ，塔顶部空间高度为1200mm 。 2. 塔的底部空间
H B =1.6m 3. 塔的总体高度
H =（n -n F -n p -1)H T +n F H F +n p H p +H D +H B =12.6m
4.2 热量衡算 加热介质的选择
选用饱和水蒸气，温度140℃，工程大气压力3.69atm
原因：水蒸气清洁易得，不易结垢，不腐蚀管道，饱和水蒸汽冷凝放热值大，而水蒸汽压力越高，冷凝温差越大，管程数相应减
小，但蒸汽压力不宜太高。 冷凝剂的选择
选冷却水，温度25℃，温升10℃
原因：冷却水方便易得，清洁不易结垢，升温线越高，用水量越小，但平均温差小，传热面积大，综合考虑选择10℃ 热量衡算
由汽液平衡数据 tF =58℃ tD =46.54℃ tW =76.65℃ t D =46.54℃时：
由物性表查得 CP1=77.407KJ/kmol⋅k CP 2=133.66KJ/Kmol⋅k
CP D =C P1x D +C P2(1-x D ) =77.407⨯0.97+133.66⨯(1-0.97) =79.095kJ /(kt W =74.76℃时：
由物性表查得 CP1=79.411KJ/kmol⋅k CP 2=141.96KJ/Kmol⋅k
CP W =C P 1x W +CP 2(1-xW )=79.411⨯0.034+141.96⨯(1-0.034)=139.46kJ/(kmol⋅k) t F =58℃时：
由物性表查得 CP1=78.074KJ/kmol⋅k CP 2=136.25KJ/Kmol⋅k
CP F =C x F +C (1-x F )=78.074⨯0.34+136.65⨯(1-0.34)=116.47kJ /(kmol⨯k)
P1P2
当t D =46.65℃时，
由物性表查得 r1=355.54KJ/Kg r 2=2004.25KJ/Kg
r =r 1x D +r 2(1-x D )
355.54⨯0.97+204.25⨯(1-0.97) =351.0013KJ /Kg
=
塔顶以0℃为基准，则0℃上升热量Q V
Q V =VC PD t D +V r M VD =209.2743⨯79.095⨯46.65+209.2743⨯351.0013⨯77.3=6448448KJ /h
塔顶馏出液热量Q D :
Q D =DC PD t D =50.08⨯79.095⨯46.54=184349KJ /h 回流液热量Q R ：
Q R =LC pR t R =159.1943⨯79.095⨯46.54=586007kJ/h 进料热量Q F ：
Q F =LC pF t F =94.13⨯116.47⨯58=635872kJ/h 塔底残液热量：
Q W =LC pW t W =63.73⨯139.46⨯76.65=681248kJ/h 冷凝器消耗的热量:
Q C =QV -Q R -Q D =6448448-586007-184349=5678092kJ/h
再沸器提供的热量Q B （全塔范围内列热量衡算式）塔釜热损失为10%，则塔釜热损失Q =0.1QB 再沸器实际热负荷
0.9Q B =QC +QW +QD -Q F =5678092+681248+184349-635872
计算得：Q B =6564241kJ/h
4.3冷凝器的选择
有机物蒸汽冷凝器设计选用的总体传热系数范围500-1500
kcal /m 2⋅h ⋅0c
()
本设计取k=1000 kcal /m 2⋅h ⋅0c =4180J/m 2⋅h ⋅0c 出料液温度：58℃（饱和气）→58℃（饱和液），冷却水温度取20℃→35℃， 逆流操作：
()()
∆t 1=38.0℃, ∆t 2=23.0
℃,
Δt m =
Δt 1-Δt 215
==29.88℃ Δt 138.0
ln ln
23.0Δt 2
传热面积：根据全塔热量衡算得Q c =5.678⨯106kJ/h，
Q c 5.678⨯106
A===45.46m 2. K Δt m 4180⨯29.88
取安全系数为1.04，则所需传热面积A=1.04⨯A=37.88
换热器列表
4.4 再沸器的选择
o 选用120℃饱和水蒸气加热，传热系数取K=2926kJ/(m 2.h.C )
料液温度58℃→76.65℃，水蒸汽温度120℃→120℃， 逆流操作：
∆t 1=62.0℃，∆t 2=43.2℃，
Δt '=m
'-Δt 'Δt 1
2
=49.3℃ 'Δt 1
ln Δt '2
传热面积：根据全塔热量衡算得Q '=6564241kJ/h，s
A=
Q '6564241s
==45.5m 2
k Δt '2926⨯49.3m
取安全系数为1.04，则所需传热面积A=1.04⨯A=31.51
4.5 泵的选型
以进料泵为例，由上面设计可知其流速为： u F =1. 5m /s 设泵在地面上，忽略其它因素，料液面至加料孔的高度h=0.4(11-2)+0.8+1.6+2=8m ,主加料管长20m.90O 标准弯头两个，截止阀两个，则有关管件的局部阻力系数分别是： 90O 标准弯头： ζ=0.75 截止阀： ζ=6.0
则总的局部阻力系数为：∑ζ=0.75⨯2+6⨯2=13.5
m , 黏度为由上面设计可知：进料液密度为：ρ=1513.3kg /3
F
μF =0.5176mPa ⋅s
d u ρ0.0661⨯1.25⨯1513.3
则：Re =F F F ==239843.7>104（湍流）
μ0.5176⨯10F
取管壁绝对粗糙度ε=0.3mm, ε=0.0041, 查莫狄图可得摩擦系数λ=0.031
则
：
H
f
u 2l
λ+ζ) ⨯F d F
2⨯
=
2=
Δp =0.7⨯9=6.3Kpa
F
在两截面之间列柏努利方程求泵的扬程为：
3ΔP 6.3⨯10
H e =Δz++H =8.06++3.09=11.59m
f ρg 1513.3⨯9.81F
流量q=
FM 106.68⨯127.48==9.21m 3/h ρ1513.3
所选泵的额定流量和扬程应略大于系统所需的
查泵性能表, 油泵型号为 : 50Y-60B 表4-2：
因所选压头大于管路压头，故应采用阀门调节，阀门调节多消耗的压头为：
ΔH =38-11.81=26.19m
故多消耗的轴功率为：
' =ΔHq ρF g =26.19⨯15.43⨯1513.3⨯9.8=2.369KW P e
η3600⨯0.35
参考文献
[1]《化工原理课程设计》 化工原理教研室室选编
[2] 谭蔚，聂清德 化工设备设计基础 天津大学出版社 2008.8
[3] 陈国桓 化工机械基础 化学工业出版社 2006.1 [4] 夏清 陈常贵 化工原理（上）天津大学出版社 2006.3 [5] 夏清 陈常贵 化工原理（下）天津大学出版社 2006.3 [6] 中国石化 化工工艺设计手册(第三版) 化学工业出版社2003.7
设计感想
通过化工原理的课程设计，使我增长了不少实际的知识，也在大脑中确立了一个关于化工生产的轮廓。设计中需要的许多知
识都需要我们查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和总结。通过自学及老师的指导，不仅巩固了所学的化工原理知识, 更极大的拓宽了我们的知识面，学习到了书本上学不到的东西，这对于一个学化工的学生来说是十分重要的, 因为除了理性认识还应具有一定的感性认识。同时由于设计的需要，计算机的应用能力得到了长足的进步，特别是学会了基本的CAD 画图。更重要的是通过这种解决设计性的课题，锻炼了我的逻辑思维能力，理论结合实际能力，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的用。
在此我要特别感谢商希礼老师，他的指导和教授使得我的设计工作得以圆满完成。在这次设计中老师的指导让我找到了一些解决难题的方法，对书本要有一个理解的深度，而不是单纯的看表面，再有设计中碰到的许多问题也改变了我思考问题的方法。在此我还要向在设计中帮助过我的同学致以诚挚的谢意！