乙醇—水二元物料板式精馏塔课程设计

目录
目录 (1)
前言 (3)
摘要 (4)
化工原理课程设计任务书 (5)
第1章绪论及基础数据 (7)
1.1设计基础数据 (7)
1.1.1乙醇和水的物理性质 (7)
1.1.2常压下乙醇和水的气液平衡数据 (7)
1.1.3乙醇和水物性数据 (8)
1.2精馏流程的确定 (11)
第2章精馏塔工艺计算 (11)
2.1全塔工艺计算 (12)
2.1.1 精馏塔二元物系物料衡算 (12)
2.1.2 相对挥发度的计算 (12)
2.1.3 最小回流比的确定 (12)
2.1.4 确定合适的回流比 (13)
2.1.5 操作线方程 (13)
2.1.6 精馏塔理论塔板数及理论加料位置 (13)
2.1.7 全塔效率 (14)
2.2.1 操作压强 P ........................................................................................................ 错误！未定义书签。

2.2.2 操作温度 T (15)
2.2.3 物性数据计算 (16)
2.2.4 气液负荷计算 (19)
2.3精馏段工艺设计 (20)
2.3.1 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 (20)
2.3.2 筛板流体力学验算 (22)
2.3.3 塔板负荷性能图 (23)
2.4提馏段工艺设计 (27)
2.4.1 提馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 (27)
2.4.2 筛板流体力学验算 (29)
2.4.3 塔板负荷性能图 (31)
第3章板式塔结构及附属设备设计 (34)
3.1热量衡算 (34)
3.1.1 进入系统的热量 (34)
3.1.2 离开系统的热量 (34)
3.1.3 热量衡算式 (35)
3.2塔高的计算 (35)
第4章设计结果汇总 (35)
参考文献 (39)
附录 (40)
化工生产中所处理的原料中间产品几乎都是由若干组分组成的混合物，其中大部分是均相混合物。

生产中为满足要求需将混合物分离成较纯的物质。

精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工、炼油、石油化工等工业中得到广泛应用。

精馏过程在能量剂的驱动下（有时加质量剂），使气、液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，使易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，实现原料混合液中各组分的分离。

该过程是同时进行传质、传热的过程。

在本设计中我们使用筛板塔，筛板塔的突出优点是结构简单造价低。

合理的设计和适当的操作筛板塔能满足要求的操作弹性，而且效率高采用筛板可解决堵塞问题适当控制漏夜。

筛板塔是最早应用于工业生产的设备之一，五十年代之后通过大量的工业实践逐步改进了设计方法和结构近年来与浮阀塔一起成为化工生中主要的传质设备为减少对传质的不利影响可将塔板的液体进入区制成突起的斜台状这样可以降低进口处的速度使塔板上气流分布均匀。

筛板塔多用不锈钢板或合金制成，使用碳刚的比率较少。

它的主要优点是：
①结构简单，易于加工，造价为泡罩塔的60%左右，为浮阀塔的80%左右；
②在相同条件下，生产能力比泡罩塔大20%～40%；
③塔板效率较高，比泡罩塔高15%左右，但稍低于浮阀塔；
④气体压力降较小，每板压力降比泡罩塔约低30%左右。

缺点是：
①小孔筛板易堵塞，不适宜处理脏的、粘性大的和带固体粒子的料液；
②操作弹性较小（约2～3）。

蒸馏是分离均相混合物的单元操作，精馏是最常用的蒸馏方式，是组成化工生产过程的主要单元操作。

精馏是典型的化工操作设备之一。

进行此次课程设计的目的是为了培养综合运用所学知识,来解决实际化工问题的能力,做到能独立进行化工设计初步训练，为以后从事设计工作打下坚实的基础。

本次设计对一定量的乙醇和水的分离设备——精馏塔做了较详细的叙述，主要包括：工艺计算，设备泵计算,塔设备等的附图.化工原理是化学工业的理论指导，精馏塔是大型的设备组装件，分为板式塔和填料塔两大类，其中，筛板精馏塔在实际中应用较为广泛，它的设计是化工原理课程的重要组成部分，通过对乙醇-水分离的设计，培养学生综合运用化原理论知识，分析、解决实际问题的能力，掌握化工设计的基本程序和方法。

并在查阅文献、准确选用公式和合理利用数据，以及用简洁文字、图表表达设计结果及制图等方面能力得到基本训练。

关键词：水、乙醇、连续精馏、精馏段、提馏段、筛板塔
化工原理课程设计任务书
1.设计题目：乙醇—水二元物料板式精馏塔
2.设计条件：·常压P=1atm(绝压)
·原料来自粗馏塔，为95℃～96℃饱和蒸汽，由于沿途热损失，
进精馏塔时，原料温度约为90℃；
·塔顶浓度为含乙醇93.31%（质量分数）的酒精，产量为25吨/天；
·塔釜为饱和蒸汽直接加热，从塔釜出来的残液中乙醇浓度要求不大于
0.03%（质量分数）。

·塔顶采用全凝器，泡点回流，回流比R=（1.1—2.0）Rmin
3.设计要求：
（1）精馏塔工艺设计计算
（2）全凝器工艺设计计算
（3）精馏工艺过程流程图
（4）精馏塔设备结构图
（5）塔盘结构图
（6）设计说明书
4.设计任务：
（1）完成精馏塔工艺设计（包括辅助设备及进出口管路的计算与选型）。

（2）画出带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、塔板、精馏塔工艺条件图。

（3）完成精馏塔设计说明书，包括设计结果汇总及设计评价。

5.设计思路：
(1) 全塔物料衡算
（2）求理论塔板数
(3) 全塔热量衡算
(4) 气液相负荷及特性参数
(5) 筛板塔设计
(6) 流体力学性能校核
(7) 画出负荷性能
6.选塔依据：
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.
(4) 改进的大孔筛板能提高气速和生产能力，且不易堵塞塞孔.
7.化工原理课程设计的基本内容：
(1) 设计方案的选定：对给定或选定的工艺流程、主要设备的形式进行简要的论述。

(2) 主要的设备工艺设计的计算：物料衡算、热量衡算、工艺常数的选定、设备的结构设计和工艺尺寸的设计计算。

(3) 辅助设备的选型：典型辅助设备主要工艺尺寸的计算、；设备规格型号的选定。

(4) 工艺流程图：以单图线的形式描绘，标出主体设备和辅助设备的物料方向、物流量、能流量、主要测量点。

(5) 主要设备的工艺条件图：图面应包括设备的主要工艺尺寸，技术特性表和接管表。

编写设计说明.
(6) 筛板精镏塔设计任务及说明∶在常压连续筛板精馏塔中精馏分离含乙醇17%的乙醇—水混合液，要求塔顶馏出液中含乙醇量不低于84.51%，塔底釜液中含苯量不低于0.0117%（以上均为摩尔分率）.
8.设计意图：
（1）使两相在塔板上充分接触.
（2）汽液两相总体上呈逆流，每一层塔板上均匀错流接触.
第1章绪论及基础数据
1.1 设计基础数据
1.1.1乙醇和水的物理性质
表1-1乙醇和水物性表
项目分子式分子量沸点℃临界温度℃临界压强KPA
C H OH46.07 78.4 240.99 60148
乙醇A
25
H O18.02 100 373.91 22.05
水B
2
1.1.2常压下乙醇和水的气液平衡数据
表1-2 气液平衡数据表
温度t℃液相中乙醇的摩尔分率% 气相中乙醇的摩尔分率% 100 0.00 0.00
95.5 0.0190 0.1700
89.0 0.0721 0.3891
86.7 0.0966 0.4375
85.3 0.1238 0.4704
84.1 0.1661 0.5089
82.7 0.2337 0.5445
82.3 0.2608 0.5580
81.6 0.3273 0.5826
80.7 0.3965 0.6122
79.8 0.5079 0.06564
79.7 0.5198 0.6599
79.3 0.5732 0.6841
78.74 0.6763 0.7385
78.41 0.7472 0.7815
78.15 0.8943 0.8943
1.1.3乙醇和水物性数据
乙醇和水各种物性数据见表1-3到表1-6。

表1-3 液相密度
温度t,℃70 80 90 100 110
ρ,kg/m3754.2 742.3 730.1 717.4 704.3 A
ρ,kg/m3977.8 971.8 965.3 958.4 951.6 B
表1-4 液体的表面张力σ
温度t,℃70 80 90 100 110
σ,mN/m 21.27 20.06 18.8 17.66 16.49 A
σ,mN/m 64.33 62.57 60.71 58.84 56.9 B
μ
表1-5 液体的粘度
L
温度t,℃70 80 90 100 110
μmPa 0.523 0.495 0.406 0.361 0.324 LA
LB μ mPa
0.4061 0.3565 0.3165 0.2838 0.2589
表1-6 液体气化热γ
温度t,℃
70 80 90 100 110 A γ,kJ/kg 506.3 493.8 480.7 467.0 452.7 B γ,kJ/kg
2331.2
2307.8
2283.
2258.4
2232.0
注：表中乙醇以A 表示，水以B 表示，以下相同。

表中数据摘自《石油化工基础数据手册》（P494—495）和天津大学《化工原理》上册及《化工原理课程设计指导书》
1.1.4乙醇的生产方法和粗醇精制的目的 1 乙醇的生产方法
发酵法乙醇的工业生产方法可以归纳为发酵法和水合法两大类。

发酵法有粮食发酵法、木材水解发酵法、亚硫酸盐废碱液法；水合法有乙烯间接水合法和 乙烯直接水合法。

此外,最近美国、日本、意大利等国家正在开发一种用一氧化碳、氢气（或甲烷）进行羰基合成制 1.粮食发酵法
粮食发酵法是最早发明的乙醇生产方法，该法至今仍被采用，特别是饮用酒均采用此法，其基本原理是将葡萄糖（6126O H C ）在有能引发发酵的物质的物质存在的情况下，经蒸馏、糖化等阶段而转化成乙醇。

61252122211122211261266126
252
11
()(22222m C H O mH O m C H O C H O H O C H O C H O C H OH CO +→+→→+糖化酶）
麦芽糖酶
酒化酶
2.木材水解发酵法
为了制备乙醇，要用硫酸或盐酸处理（水解）木材，将纤维变成葡萄糖。

然后再进入制醇的发酵阶段。

612526126x C H O xH O xC H O +→（）
（纤维） （葡萄糖）3.亚硫酸盐废碱液制取乙醇法 在用纤维造纸的企业中，有大量的废亚硫酸盐碱液产生，对这种废液经过蒸煮等过程的处理后得到乙醇。

这种乙醇通常称作亚硫酸盐乙醇。

这种酒精溶液是很稀的溶液，大约含1％的乙醇，经蒸馏后便可得到纯度为95％的乙醇。

总之，发酵法由于受到原料来源限制和乙醇成本高的原因，其发展就受到限制，同时这种方法也不适应大规模的乙醇生产。

一、 乙烯水合法
1.乙烯间接水合法
2224322222432232222524
3222252422CH CH H SO CH CH OSO OH CH CH H SO CH CH O SO CH CH OSO OH H O C H OH H SO CH CH O SO H O C H OH H SO =+→--=+→----+→+--+→+第一步：
或（）第二步：
（）
2.乙烯直接水合法
乙烯直接水合法系乙烯和水在催化剂、高温、加压条件下直接加成得到乙
醇的方法：
242252303007080C H H O
C H OH C +→。

催化解
～，～大气压
该法又称为一步法。

二、 其他方法
1乙醛加氢法：3225CH CHO H C H OH 催化剂 2 粗醇精制的目的
利用乙烯直接水合法合成的乙醇溶液中大部分是水，乙醇浓度仅为10～15％ 左右，其中还含有少量的乙醚、乙醛、丁醇及其他有机化合物。

这种没有经 过精制的乙醇简称粗醇。

我国目前的乙醇标准还是以酿造法为依据而制定的，分为精馏级、医药级和 工业级三种。

1.2 精馏流程的确定
乙醇—水的混合液用机泵经原料预热器加热后，送入精馏塔。

塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，冷凝液部分利用重力泡点回流；部分连续采出经冷却器冷却后送至产品罐。

塔釜采用直接蒸汽（110℃水蒸汽）加热，塔底废水经冷却后送入贮槽，具体流程参见附图（1-1）。

在流程确定方案选择上，本设计尽可能的减少固定投资，降低操作费用，以期提高经济效益。

加料方式的选择：
设计任务年产量虽小，但每小时2833.98Kg 的进料量，为维持生产稳定，如采
用高位槽进料，就需要一个约4～53
m 的高位槽，这是不太常见的。

从减少固定投资，提高经济效益的角度出发，选用强制进料的加料方式。

图1-1 精馏过程简图
第2章 精馏塔工艺计算
2.1 全塔工艺计算
2.1.1 精馏塔二元物系物料衡算
查表可知，乙醇—水的进料组成0.17F x =，由条件可知，塔顶产品质量8184.0=D X ，
0.000117W x =，所以
因为要求设计的生产能力是25T/天，所以
251000
1041.67
25/1041.6724.96524
41.725
kg
kmol D h
h
⨯=====吨天
⎪⎩⎪⎨⎧-++=⨯+⨯=⋅+⋅+=+F q D R S X W X D S X F W D S F W D F )1()1( ⎪⎩
⎪
⎨⎧⨯-+⨯+=⋅+⨯=⨯+=+F S W F W S F )1626.0(965.24)185.3(000117.0965.248184.017.0965.24 解得：
⎪⎩
⎪⎨⎧⋅=⋅=⋅=---11
1
23.171967.75303.120h kmol W h kmol S h kmol F 2.1.1 操作温度的计算
利用乙醇-水的汽-液平衡数据，有插值法可以求得：
C T
D
54.78=
C T
W
100=
C T
F
04.84=
2.1.3 相对挥发度的计算
由
17.0=x
F
,511.0=y F 则，092.5=αF
由8184.0=D X ，8361.0=D y 则，
132.1=α
D
由0.000117W x =，00105.0=yw 则，952.8=α
W
精馏段的平均挥发度112.32
132
.1092.51=+=
α
C
t C
t 02.922
10004.8429.81254
.7804.84=+=∆=+=∆提留段
精馏段
提留段的平均挥发度042.52
132
.1952.82=+=
α
全塔的平均相对挥发度183.3042.5112.32
1
=⨯=⋅=α
αα
2.1.4 确定合适的回流比
min D q q q
x y R y x -=-
=
107
.0276.0276
.08184.0--
=3.209
操作回流比取R=（1.1～2.0）min R
∴取操作回流比 R=1.2R min =1.2×3.209=3.85 (1.2由优化得到)
2.1.5 操作线方程
111d
n n x R
y x R R +=
+++
精馏段操作线方程：
提馏段操作方程
2.1.6 精馏塔理论塔板数及理论加料位置
由逐板法计算，编程计算出精馏塔理论塔板数及理论加料位置
1687
.07938.01+=+n n x y
2.1.7 全塔效率
全塔效率 E
T =0.17–0.616Lgμ
m
根据塔顶和塔底液相组成查表1-2 ，求得塔平均温度。

塔顶 T
D =78.54℃，塔底 T
W
=100℃
塔平均温度:
（78.54+100）/2=89.27
该温度下进料液相平均粘度为μm=0.17μA+(1-0.17)μ B =0.17⨯0.406+0.83⨯3166
=0.3317mPa·s
其中μ
A =0.406 mPa·s，μ
B
=0.3165mPa·s
该数据由《石油化工基础数据手册》和天津大学《化工原理》教材上册附录七查得。

∴ ET=0.17–0.616Lg0.3317=0.4652=46.52%
筛板塔的板效率为：
1.10.46520.511752%T E =⨯==
2.1.8 实际塔板数及实际加料位置 精馏段 N1=5/0.52=9.62，取10块 总板数N=25/0.52=48.1，取49块 实际进料位置为第10块板。

2.2 塔的工艺条件及物性数据计算
塔顶压强
取每层塔板压降为Δp=0.7kPa,则
进料板压强 P F =101.325+0.7⨯5=104.8Pa
塔底压强 P W =101.325+0.7⨯18=113.925kPa
精馏段平均操作压强: kpa P m 05.1032
8
.104325.1011=+=
提馏段平均操作压强: kpa P m 3625.1092925
.1138.1042=+=
2.2.2 操作温度 T
乙醇－水的饱和蒸汽压可用Antoine 方程求算，即： C
T B
A +-
=ln 式中T ――物系温度，K ； P ＊――饱和蒸汽压，mmHg; A,B,C ――Antoine 常数，
式中A 、B 、C 为常系数，对于乙醇－水物系，其值见表2-3
表2-3
组分 A B C 乙醇 18.9119 3083.98 -41.68 水
18.3036
3816.44
-46.13
1*101.3101.31d atm
P kpa kpa atm
=
=
注：表中乙醇以A 表示；水以B 表示。

应用计算机计算塔顶、塔釜、及进料板温度程序见附录
计算结果：进料板温度 90F t =℃
塔顶温度 80.65296D t =℃ 塔釜温度 100=W t ℃
1280.652969085.33
2
9010095
2
t t +∆==+∆==
2.2.3 物性数据计算 1 平均分子量M m
乙醇分子量为M A =46.07 ，水分子量M B =18.02 塔顶 y 1=D x =0.8184，x 1=0.8345 则气相平均分子量为：
M V ，DM =46.07×0.8184+18.02×(1-0.8184)=40.97612Kg ·Kmol -1 液相平均分子量为：
M L ，DM =0.8345×46.07+（1–0.8345）×18.02=41.428Kg ·Kmol -1
进料板y F =y 4 =0.17，x F =x 4=0.493 则气相平均分子量为：
M V ，FM =0.17×46.07+18.02×(1-0.17)=22.7885Kg ·Kmol -1 液相平均分子量为：
M L ，FM =0.493×46.07+18.02×(1-0.493)=31.849Kg ·Kmol -1 塔底 y W =0.00001174，x W =0.00006 则气相平均分子量为：
M V ，WM =0.00001174×46.071+（1–0.00001174）×18.02=18.023Kg ·Kmol -1 液相平均分子量为：
M L ，WM =0.00006×46.07+（1–0.00006）×18.02=18.0217Kg ·Kmol -1
精馏段平均分子量：
气相：88.312788
.2297612.401,=+=
m V M Kg ·Kmol -1
液相：50.292
023.1897612.401,=+=
m L M Kg ·Kmol -1
提馏段平均分子量： 气相：40.202023
.187785.222,=+=
m V M Kg ·Kmol -1
液相：94.242
0217
.18849.312,=+=
m L M Kg ·Kmol -1
2 平均密度
由式
LB
B
LA A Lm
ραραρ+
=
1
可求相应的液相密度。

其中α为质量分率， 对于塔顶：t D =78.54℃，ρ
L ，A =742.3Kg ·m -3，ρ
L ，B
=970.9Kg ·m -3
则
346.7759
.9708184
.013.7428184.01
-⋅=⇒-+=
m kg lmD lmD
ρρ
对于进料板：t F =84.04 ℃，ρ
L ，A
=737.88Kg ·m -3，ρ
L ，B
=961.46Kg ·m -3
则
33.91446
.96117
.0188.73717.01
-⋅=⇒-+=
m kg lmF lmF
ρρ
对于塔底：t W =100℃，ρL ，A
=717.4Kg ·m -3，ρ
L ，B
=958.4Kg ·m -3
则
336.9584
.9580001174
.014.7170001174.01-⋅=⇒-+=
m kg lmW lmW
ρρ
精馏段平均液相密度：
3,,1,9.8442
34
.91446.7752
-⋅=+=
+=
m kg F
Lm D Lm Lm ρρρ
提馏段平均液相密度：
3,,2,35.9362
36
.95834.9142
-⋅=+=
+=
m kg F
Lm W Lm Lm ρρρ
对于塔顶气相：
3111436.1)
15.27354.78(4.2215
.273428.41-⋅=+⨯⨯=⋅⨯=
m kg T R M p m m m D ρ
对于进料板气相：
3222087.1)
15.27304.84(4.2215
.273849.31-⋅=+⨯⨯=⋅⨯=
m kg T R M p m m m F ρ
对于进料板气相：
32225889.0)
15.273100(4.2215
.27302.18-⋅=+⨯⨯=⋅⨯=
m kg T R M p m m m W ρ
精馏段平均气相密度：31,26.1-⋅=m kg m v ρ 提馏段平均气相密度：32,84.0-⋅=m kg m v ρ 3 液体表面张力
∑=⋅=n
i i i m x 1
σσ
对于塔顶：t D =78.54℃，σA =16.72mN ·m -1，σB =65.16mN ·m -1
σM ，D =0.8914×16.72+65.16×0.1086=21.98mN ·m -1
对于进料板：t F =84.04℃，σA =15.93mN ·m -1，σB =63.98 mN ·m -1 σM ，F =0.55×15.93+0.45×63.98=37.55mN ·m -1
对于塔底：t W =100℃，σA =13.10mN ·m -1，σB =59.41 mN ·m -1 σM ，W =0.02×13.10+0.98×59.41=58.48mN ·m -1
精馏段平均表面张力：11765.292
55
.3798.21-⋅=+=
m mN m σ 提馏段平均表面张力：12015.48248
.5855.37-⋅=+=
m mN m σ 4 液体黏度
∑=⋅=n
i i i Lm x 1
μμ
对于塔顶：t D =78.54℃，μLA =0.495mPa ，μLB =0.3565 mPa μLM ，D =0.8451×0.304+0.1549×0.3565=0.4735 mPa
对于进料板：t F =84.04℃，μLA =0.406 mPa ，μLB =0.3165 mPa μLM ，F =0.17×0.406+0.83×0.3165=0.3317 mPa
对于塔底：t W =100℃，μLA =0.361 mPa ，μLB =0.2838 mPa μLM ，W =0.000117×0.361+0.999883×0.2838=0.2838 mPa 精馏段平均液相黏度：,10.47620.3317
0.40262
Lm mPa μ+=
=
提馏段平均液相黏度：,20.33170.2838
0.307752
Lm mPa μ+==
2.2.4 气液负荷计算
V=（R+1）D=4.85×24.965=121.08kmol ·h
-1
131
,1,85.026
.13600849
.3108.1213600-⋅=⨯⨯=
⋅⋅=
S m M V V Vm Vm S ρ
L=RD=3.85×24.965=96.12 kmol ·h -1
131
,1,000932.09
.84436005
.2912.963600-⋅=⨯⨯=
⋅⋅=
S m M L L Lm Lm S ρ
L h =0.000932×3600=3.3552m 3·h -1 2提馏段气液负荷计算
1
31
32,2,1
1
32,2,1
0078.336000008355.00008862.035.936360094.2478.119360078.1196.084
.0360040.2004.89360004.89)1(-----⋅=⨯='⋅=⨯⨯=⋅⋅'='⋅='⋅=⨯⨯=⋅⋅'='⋅=-+='h m L S m M L L h km ol L S m M V V h km ol F q V V h Lm Lm S Vm Vm S ρρ
2.3 精馏段工艺设计
2.3.1 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 1 塔径 D
初选所设计的精馏塔为中型塔，采用单流型塔板，板间距HT=450mm 。

0284.0)26
.19.844()85.0000932.0())((
2
1211,1,=⨯=mv Lm S S V L ρρ 查教材图10-42 ，可得到表面张力为20mN/m 时的负荷因子 C 20=0.084。

0965.0)20
115.40(084.0)20(2
.02.0120=⨯==m C C σ
液泛速度
11,1,1,50..226
.126
.19.8440965.0-⋅=-⨯=-⋅
=s m C u mv mv Lm F ρρρ
取安全系数为0.7 u = max 0.70u ⨯=2.50×0.70=1.75m/s
塔径m D 62.075
.114.385
.04=⨯⨯=
圆整为D=0.7m
空塔气速 1
2
221.27
.014.385.04)4(
-⋅=⨯⨯=⋅⋅=s m D V u S π 由D=0.7m ，根据教材表10-1，塔的板间距H T 可以为450mm 。

2 溢流装置
因为D=0.7m,根据塔径，由化工原理下册表10—2（P180）采用单溢流，弓型降液管，凹行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。

1． 溢流堰长 L W =0.7D=0.7×0.=0.49m 2． 出口堰高 h W =h L -h OW
式中 ：h L –––板上液层高，取0.04m h OW –––板上方液头高度 7.07
.049
.0==D L W 由文献[2]查知，溢流收缩系数 E=1.0
01024.0)49
.03552.3(0.11084.2)(1084.2323
323
=⨯⨯⨯=⋅⨯=--W h OW
L L E h
∴h W =0.04-0.01024=0.02976 m
3． 降液管的宽度W d 与降液管的面积A f
由7.0=D
L
w 查教材图10-40 得 W d /D=0.148，A f /A T =0.09 故W d =0.148×0.7=0.1036m
A f =0.09×（3.14/4）×D 2=0.09×0.785×0.72=0.0346m 2 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积。

S S 585.270004947
.04.00346.01>=⨯=τ， 故符合要求
4． 降液管底隙高度h
取液体通过降液管底隙的流速1007.0-⋅='s m u 计算降液管底隙高度h 0
m u L L h h L L u W S W S 0272.007.049.0000932
.00
001,0
=⨯='⋅=⇒⋅='
塔板布置
1． 取边缘区宽度W C =0.03m ，安定区宽度W S =0.06m 2． 计算开孔区面积
]sin 180[21222R
x
R x R x A a -⋅+-⋅=π
其中：x=D/2–（W d +W S ）=0.35–（0.1182+0.06）=0.1718m R=D/2–W C =0.35–0.03=0.32m
212224138.0)]32
.01718
.0(sin 32.018014.31718.032.02218.0[2m A a =⋅+-⨯=-
筛孔数 n 与开孔率 υ
(1)处理的物系无腐蚀性，取筛孔的孔径d 0=5mm
(2)筛板选用一般碳钢，板厚δ=1.2d 0=1.2×5=6mm 筛孔按正三角形排列
孔中心距 t=3d 0=3×5=15mm (3)塔板上筛孔数
孔中心距 t=3d 0=3×5=15mm 1． 塔板上筛孔数
孔21304138.015
101158)101158(2
3
23=⨯⨯=⋅⨯=a A t n 2． 塔板开孔区的开孔率φ %1.10%1000.3907.0)
(907.0%100220
0=⨯==⨯=
d t A A a ϕ 开孔率在5~15%范围内，符合要求。

每层塔板上的开孔面积A 0=φA a =0.101×0.4138=0.031m 2 气体通过筛孔的气速 10
1,042.27-⋅==
s m A V u S
精馏段塔有效高度 Z 1=（10–1）×0.45=4.05m
2.3.2 筛板流体力学验算
1 气体通过筛板压降相当的液柱高度 1. 干板压降相当的液柱高度h c 6.05
3
0==δd 查文献[2]得 C 0=0.88 m C u h Lm mv c 0478.0)9
.84426
.1()88.008.22(051.0)()(051.021,1,2
01
,01,=⨯⨯==ρρ
2. 气流穿过板上液层压降相当的液柱高度h l
1187.1455
.0850.0-⋅==-=
s m A A V u f T S a
气相动能因数 F A
68.126.150.11,11=⨯==mv a a u F ρ
由设计书图5–11查取板上液层充气系数 β=0.6 h l =βh L =β（h W +h OW ）=0.6×0.05=0.03m 3. 克服液体表面张力压降相当的液柱高度h σ m d g h Lm m 00029.005
.08.99.84410765.29443
01,11
,=⨯⨯⨯⨯=⋅⋅⋅=-ρσσ 通过筛板压降相当的液柱高度
h P1=h C +h l +1,σh =0.0478+0.03+0.00029=0.078m 单板压降：
Pa Pa g h P Lm P P l 7005.64681.99.844078.01,1<=⨯⨯=⋅⋅=∆ρ 符合设计要求。

2.3.2.2 雾沫夹带量ev 的验算
塔板上鼓泡层的高度h f =2.5h L =2.5×0.06=0.15m
2
.33
62.311
6
1,)05
.05.245.050.1(10765.29107.5)(107.5⨯-⨯⨯=-⨯=
---f T a m v h H u e σ 111.00256.0--⋅<⋅=气液气液kg kg kg kg ∴精馏段在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。

2.3.2.3 漏液的验算
1,1,01,)13.00056.0(4.4mv Lm L OW h h C u
-+=
196.9-⋅=s m s m /28.91303.1453.780)0026.006.013.00056.0(772.04.4=÷⨯-⨯+⨯
筛板的稳定性系数 605.128
.829
.131
,1,0==
=
OW u u K 该值大于1.5，符合设计要求。

∴精馏段在设计负荷下不会产生过量漏液。

2.3.2.4 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)(W T d h H H +Φ≤ H d =h P +h L +h d
m h L L h W S d 002669.0)0126
.056.0000932.0(153.0)(
153.02
20=⨯=⋅= H d =h P1+h L +h d =0.08731+0.05+0.002669=0.13998m
取Ф=0.5， Ф（H T +h W ）=0.5×（0.45+0.0430）=0.2465m
)(W T d h H H +Φ≤ ∴在设计负荷下不会发生液泛。

根据以上塔板的各项流体力学验算，可以认为精馏段塔径和各项工艺尺寸是合适的。

2.3.3 塔板负荷性能图 2.3.3.1雾沫夹带线
2.31
1
6
)(
107.5f
T a m v h H u e -⨯=
-σ
式中112.2455
.0-⋅==-=
s m V V
A A V u S S f T S a
])3600(
1084.2[5.2)(5.23
23W
s w OW w f L L E h h h h ⋅⨯+=+=- 近似取E=1.14，h W =0.0430m ，L W =0.56m
323
237984.212125.0])56
.03600(
14.11084.20430.0[5.2S s f L L h +=⨯⨯⨯+=- 取雾沫夹带极限值e V =0.1 kg 液/kg 气， m N m /10765.2931-⨯=σ ，H T =0.45 m
2.31
1
6
)(
107.5f
T a m v h H u e -⨯=
-σ
将u a1，h f 代入下式得:
0.1=2.33
2
36
)7984.212125.045.02.2(10765.29107.5S
S L V +-⨯⨯--
S V =0.8956-32
991.8S L
在操作范围内，取几个L S 值，依上式计算出相应的的V S 值列于表2.3.1
表 2.3.1 雾沫夹带线计算结果表
L S （m 3/s ） 0.15×10-3 0.3×10-3 0.45×10-3 0.6×10-3 V S （m 3/s ） 0.8762 0.8648 0.8553 0.8468
依表中数据在提馏段负荷性能图中做雾沫夹带线，如图2-1所示。

2.3.3.2液泛线
由于 Ф(H T +h w )=h p +h w +h 0w +h d
近似取E ≈1.14 , L W =0.56m h 0w =3
23323)56
.03600(14.11084.2)(1084.2s w h L L L E ⨯⨯⨯=⨯-- h ow =1.1193L s 2/3 h p =h c +h 1+h σ h c =2
21,1,2001132.0)27
.7860729.1()031.077.0(051.0)()(
051.0S S Lm mv V V c u =⨯=ρρ 所以 h 1=)1193.10430.0(60.0)(3
/20S w w L L h h h +⨯=+=ββ
即 h 1=0.0258+0.67158L S 2/3
h P =0.132V S 2+0.0258+0.67158L S 2/3+0.00031
2
22008.3073)0126
.056.0(153.0)(
153.0S S w S d L L h L L h =⨯⨯=⋅= 已知H T =0.40m h W =0.0485m Ф=0.6 代入上式得：
2
3
/2208.307379088.1132.006911.0)0430.045.0(6.0S S
S L L V +++=+⨯
整理得2
3
/22
91.232805673.137173.1S S
S L L V --=
在操作范围内取若干L S 值依上式计算V s 值列于表2.3.2,作出精馏段液泛线。

表 2.3.2 液泛线计算结果表
L S （m 3/s ） 0.15×10-3 0.3×10-3 0.45×10-3 0.6×10-3
v s 2,(m 3/s)2 1.6878 1.6670 1.6544 1.6399 V S ,(m 3/s) 1.2992
1.2923
1.2862
1.2806
2.3.3.3液相负荷上限线
取液体在降液管中的停留时间为4秒，
s m A H L f
T S /00506.04
045
.045.03max ,=⨯=
⋅=
τ
液相负荷上限线在V S –L S 坐标图上为与气体流量V S 无关的垂直线，如图2-1。

2.3.3.4漏液线（气相负荷下限线）
由h L =h W +h OW =0.0430+1.1193 L S 2/3 0min ,A V
u s ow = 代入漏液点气速式
1
,1,0)13.00056.0(4.4mv Lm L ow h h C u ρ
ρσ-+=
0729
.127
.786]00031.0)1193.10430.0(13.00056.0[77.04.432
0min ,⨯
-+⨯+⨯⨯=S s L A V
A 0=0.03105m 2代入上式整理得
32
min ,1763.108795.0S S L V +=
此即气相负荷下限线关系式，在操作范围内取几个L S 值，依上式计算相应V S 列于表2.3.3，据此做精馏段气相负荷下限线。

表 2.3.3 漏液线计算结果表
S V S （m 3/s ） 0.3008
0.3033 0.3053 0.3056
2.3.3.5液相负荷下限线
取平堰，堰上液层高度h OW =0.0070m 作为液相负荷下限线的条件，取E=1.14 ，则整理上式得
s
m L L L L E h S s w
h ow
/1084.5)56
.03600(14.11084.20070.0)
(1084.234min ,3
23
3
23
---⨯=⨯⨯⨯⨯
=⨯=
由此值在V S –L S 图上作液相负荷下限线，如图2-1所示。

图2-1精馏段负荷性能图
2.4 提馏段工艺设计
2.4.1 提馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 2.4.1.1 塔径 D
初选所设计的精馏塔为中型塔，采用单流型塔板，板间距450mm 。

0493.0)84
.035.936()6.00008862.0())((
21212,2,=⨯=''mv Lm S S V L ρρ 根据Fair 文献[2]关联式得，C 20=0.065
0774.0)20015.48(065.0)20(2
.02.0220=⨯==m C C σ
液泛速度12
,2
,2,58.2-⋅=-⋅
=s m C u mv mv Lm F ρρρ
取安全系数为0.6
u=0.6×uF=2.58×0.6=1.548 塔径m D 7027.0548
.114.36
.04=⨯⨯=
圆整为D=0.8m
空塔气速 12
2'1943.18
.014.36
.04)4(-⋅=⨯⨯=⋅⋅=s m D V u S π 由D=0.8m ，根据文献[2]知，塔的板间距H T 可以为450mm 。

2.4.1.2 溢流装置
采用单溢流，弓型降液管，平行受液盘及平行溢流堰，不设进口堰。

1.溢流堰长 L W =0.7D=0.7×0.8=0.56m
2.出口堰高 h W =h L -h OW
式中 ：h L –––板上液层高，取0.05m h OW –––板上方液头高度 7.08.056
.0==D L W
由P 29图1-11 ，溢流收缩系数 E=1.14
0064.0)56
.00078.3(14.11084.2)(
1084.2323323=⨯⨯⨯='⋅⨯=--W h OW L L E h ∴h W =0.05-0.0083=0.0413m
3.降液管的宽度W d 与降液管的面积A f
由7.0=D
L
w 查文献[2]得 W d /D=0.148，A f /A T =0.09 故W d =0.148×0.8=0.1184m
A f =0.09×（3.14/4）×D 2=0.045m 2 由式S
T
f L H A '⋅=
τ 计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积。

s s 55.210008355
.04
.0045.02>=⨯=
τ， 故符合要求。

4.降液管底隙高度h 0
取液体通过降液管底隙的流速1007.0-⋅='s m u ，
计算降液管底隙高度h 0
m h h L L u W S 02261.007
.056.00008862
.0002,0
=⨯=⇒⋅'='
2.4.1.3 塔板布置
1．取边缘区宽度W C =0.03m ，安定区宽度W S =0.06m
2. 计算开孔区面积
]sin 180[21222R
x
R x R x A a -⋅+-⋅=π
其中：x=D/2–（W d +W S ）=0.4–（0.0.1182+0.06）=0.2218m R=D/2–W C =0.4–0.03=0.37m
212223073.0)]37
.02218
.0(sin 37.018014.32218.037.02218.0[2m A a =⋅+-⋅=-
2.4.1.4 筛孔数 n 与开孔率 φ
1．取筛孔的孔径d 0=5mm
2．筛板选用一般碳钢，板厚δ=0.6d 0=0.6×5=3mm 3．筛孔按正三角形排列
孔中心距 t=3d 0=3×5=15mm 4．塔板上筛孔数
孔15823073.015
101158)101158(2
3
23=⨯⨯=⋅⨯=a A t n 5．塔板开孔区的开孔率φ %1.10%1000.3907.0)
(907.0%100220
0=⨯==⨯=
d t A A a ϕ 开孔率在5~15%范围内，符合要求。

每层塔板上的开孔面积A 0=φA a =0.031m 2 气体通过筛孔的气速 102,035.19031
.06.0-⋅=='=s m A V u S
2.4.1.5 提馏段塔有效高度
Z 2=（39-1）×0.45=17.1m
2.4.2 筛板流体力学验算
2.4.2.1 气体通过筛板压降相当的液柱高度
1.干板压降相当的液柱高度h c 67.13
5
0==δd 查文献[2]得 C 0=0.77 m C u h Lm mv c 03755.0)35
.93684.0()77.006.22(051.0)()(051.022,2,2
02
,02
,=⨯⨯==ρρ
2.气流穿过板上液层压降相当的液柱高度h l 1232.1455.06
.0-⋅==-'=
s m A A V u f T S a 气相动能因数 F A
21.184.032.12,22=⨯==mv a a u F ρ
由文献[6]查取板上液层充气系数β=0.6 h l =β h L =β（h W +h OW ）=0.6×0.05=0.03m 3.克服液体表面张力压降相当的液柱高度h σ m d g h Lm m 000418.005
.081.935.93610015.48443
02,22
,=⨯⨯⨯⨯=⋅⋅⋅=-ρσσ 通过筛板压降相当的液柱高度
h P ，2=h C +h l + h σ=0.03755+0.03+0.00418=0.07173m 单板压降：
Pa Pa g h P Lm P P 70021.65881.935.93607173.02,2<=⨯⨯=⋅⋅=∆ρ 符合设计要求。

2.4.2.2 雾沫夹带量ev 的验算
塔板上鼓泡层的高度h f =2.5h L =2.5×0.05=0.125m
2
.33
62
.32,02
6
2,)05
.05.245.050.1(1012.48107.5)
(
107.5⨯-⨯⨯=-⨯=
---f
T m v h H u e σ 111.00158.0--⋅<⋅=气液气液kg kg kg kg ∴精馏段在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带。

2.4.2.3 漏液的验算
2,2,02,)13.00056.0(4.4mv Lm L ow h h C u ρρσ-+=
188.11-⋅=s m 筛板的稳定性系数 86.188
.1106
.222
,2,0==
=
OW u u K 该值大于1.5，符合设计要求。

∴精馏段在设计负荷下不会产生过量漏液。

2.4.2.4 液泛验算
为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清夜层高度)(W T d h H H +Φ≤ 由式 H d =h P +h L +h d 得
m h L L h W S d 00075.0)02131
.056.00008355.0(153.0)(153.02
20=⨯=⋅'=
H d =h P2+h L +h d =0.0741+0.05+0.00075=0.12485m
取Ф=0.5， Ф（H T +h W ）=0.5×（0.45+0.0436）=0.2468m
)(W T d h H H +Φ≤ ∴在设计负荷下不会发生液泛。

根据以上塔板的各项流体力学验算，可以认为提馏段塔径和各项工艺尺寸是合适的。

2.4.3 塔板负荷性能图(同精馏段负荷性能求解相同)
2.4.
3.1雾沫夹带线
经计算整理得 s
S L V '-='4401.102722.1 在操作范围内，取几个L S 值，依上式计算出相应的的V S 值列于表2.4.1
表 2.4.1 雾沫夹带线计算结果表
L ‘S （m 3/s ） 0.2×10-3 0.4×10-3 0.6×10-3 0.8×10-3 V ’S （m 3/s ）
1.2365 1.2155 1.1979 1.1822 依表中数据在提馏段负荷性能图中做雾沫夹带线，如图2-2所示。

2.4.
3.2液泛线
经计算整理得23/22)(32.12675)(1288.216658.2)('
-'-='S S S L L V
在操作范围内取若干L S 值依(2)式计算V s 值列于表2.4.2,作出精馏段液泛线。

表 2.4.2 液泛线计算结果表
S v ’s 2,(m 3/s)2 2.5930 2.5491 2.5109 2.4756 V ‘S ,(m 3/s) 1.6103 1.5966 1.5846 1.5734
2.4.
3.3液相负荷上限线
取液体在降液管中的停留时间为4秒 s m A H L f
T S /00506.04
045
.045.03max ,=⨯=
⋅=
τ
液相负荷上限线在V S –L S 坐标图上为与气体流量V S 无关的垂直线，如图2-2。

2.4.
3.4漏液线（气相负荷下限线）
经计算整理得:
32'min ,0170.10996.0S
S L
V +=
此即气相负荷下限线关系式，在操作范围内取几个L S 值，依式计算相应V S 列于表2.4.3，据此做提馏段气相负荷下限线。

表 2.4.3 漏液线计算结果表
L ‘S （m 3/s ） 0.2×10-3 0.4×10-3 0.6×10-3 0.8×10-3
V ’S （m 3/s ）
0.3211 0.3242 0.3268 0.3292
2.4.
3.5液相负荷下限线
取平堰，堰上液层高度h OW =0.0064m 作为液相负荷下限线的条件，取E=1.14 ，则整理
上式
1341032.4min ,--∙⨯='s m s L 由此值在V S –L S 图上作液相负荷下限线，如图2-2所示。

图2-2提馏段负荷性能图
以上二图即精馏段和提馏段负荷性能图，每五条线包围的区域分别为精、提馏段的塔
板操作区，P为操作点，OP为操作线，OP与雾沫夹带线的交点相应气相负荷为V
S，mas
，OP
与气相负荷下限线的交点相应气相负荷为V
S，min。

可知本设计塔板上限由雾沫夹带控制，下限由漏液控制。

精馏段临界点的操作弹性为：V
S，mas / V
S，min
=1.35/0.63=2.15
提馏段临界点的操作弹性为：V
S，mas / V
S，min
=1.4/0.6818=2.05
第3章板式塔结构3.1 热量衡算
3.1.1 进入系统的热量
1．加热蒸汽带入的热量Q
B
Q B =G
B
·r
W
（按140℃饱和蒸汽计）
2．进料带入的热量Q
F
Q F =F
G
·C
PF
·t
F
t F =84.04℃=357.2K
PFA
C=2.8704 )
/(k
kg
kg⋅
PFB
C= 4.173)
/(k
kg
kg⋅
C P，F =456
.3
173
.4
45
.0
8704
.2
55
.0
45
.0
55
.0=
⨯
+
⨯
=
⨯
+
⨯
PFB
PFA
C
C kJ/（kg·℃）
M
F
=0.55×32.04+（1-0.55）×18.02 =25.73 kg /kmol
Q
F
=70×25.73×3.456×345.4=2.15×106 kJ/h
3．回流带入的热量Q
R
C P,R =2.756)
/(k
kg
kg⋅
Q R =R·D
G
·C
P,R
·t
R
t
R
=65.31℃=338.46K
Q
R
=1.268×1198.18×2.756×338.46 =1.42×106kJ/h
3.1.2 离开系统的热量
1．塔顶蒸汽带出的热量
Q V =D
G
(R+1)(C
P，D
·t
D
+r
D
)
t D =65.31℃=338.46K C
P，D
=2.853)
/(k
kg
kg⋅
r D =1298.56kJ/kg D
G
=1198.18kg/h
Q
V
=1198.18×2.268×（2.853×338.46+1298.56）
=6.15×106 kJ/h
2．残液带出的热量
Q W =W
G
·C
P，W
·t
W
M
G
=18.3kg/kmol
t W =97.33℃=370.48K C
P，W
=4.195 )
/(k
kg
kg⋅
Q
W
= 30.741×18.3×4.195×370.48=8.74×105kJ/h
3．散于周围的热量 Q
L
可取Q
L =0.5%Q
B
3.1.3 热量衡算式
Q B +Q
F
+Q
R
=Q
V
+Q
W
+Q
L
Q B =Q
V
+Q
W
+Q
L
–Q
F
–Q
R
（1–0.5%）Q
B= Q
V
+Q
W
–Q
F
–Q
R
（1–0.5%）Q
B
=6.15×106+8.74×105–2.15×106–1.42×106
Q
B
=3.45×106kJ/h
查文献[1] r W =2148.7 kJ/kg （140℃饱和蒸汽） G B =Q B /r W =3.45×106/2148.7=1605.62kg/h
3.2 塔高的计算
精馏塔的实际塔板数为n=49,人孔数n s =3,取P H 0.65m =，塔顶封头取0.6m, 群座取1.5 m, 进料孔 1.5F H m =
精馏段 H 1=4.05m 提馏段 H 2=17.55m
所以 H 0=4.05+17.55+0.65+1.5+1.5+0.6=25.85m
第4章设计结果汇总
表4-1筛板塔的工艺设计计算结果汇总表
主要符号说明
结束语
通过对这次化工原理的课程设计是我们知道如何去灵活地运用课本上的公式解决实际问题，也增长了不少实际的知识，同时也在我们的大脑中确立了一个关于化工生产的一个轮廓。

课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更加深入的对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我们逻辑思维能力。

在设计过程中培养了我们自学能力，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，让我们认识了实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计及工作无疑将起到重要的作用.
在此次的化工原理设计过程中，我们的收获很大,感触也很深，我知道自己所学的知识还远远不够，在这次设计中还存在许多疏漏之处，还需老师给与指导；更觉得学好基础知识的重要性，以便为将来的工作打下良好的基础。

参考文献
1．陈敏恒、从德滋、方图南等 .《化工原理》上册第二版.北京化学工业出版社.1999 2．陈敏恒、从德滋、方图南、齐鸣斋等.《化工原理》下册第三版.北京化学工业出版社.2006.5 3．刘光启、马连湘、刘杰主编《化学化工物性数据手册.有机卷》化学工业出版社1982 4. 刘光启、马连湘、刘杰主编《化学化工物性数据手册.无机卷》化学工业出版社1982 5．卢焕章等.《石油化工基础数据手册》化学工业出版社.1982.
6.王国柱史启才主编《化工原理课程设计》大连理工大学出版社2009
附录
泡点计算源程序清单
#include "math.h"
float Pf=1042,T0=330,xf=0.57;
float f(float x){return
xf*exp(17.0073-2595.01/(x-53.15))/Pf+(1-xf)*exp(16.0545-2618.73
/(x-37.30))/Pf-1;}
float f1(float x){return
xf*exp(17.0073-2595.01/(x-53.15))/Pf*2595.01/(x-53.15)/(x-53.15)+(1-xf)*e xp(16.0545-2618.73/(x-37.30))/Pf*2618.73/(x-37.30)/(x-37.30);}
main()
{float T1,e=0.0001,Td;int N=100,k;
for(k=0;k<N;k++)
{if(f1(T0)==0){printf("no answer");break;}
T1=T0-f(T0)/f1(T0);
if(fabs(T1-T0)<=e){printf("Td=%f,%f",T1-273.15,f(T1));break;}
T0=T1;
}
}
由逐板法计算塔板数程序如下：
void CDistillationDlg::OnBnClickedButton1()
{
m_Result=_T("");
UpdateData(0);
float xq;
CString str,result;
GetDlgItemText(IDC_EDIT4,str);
R=_wtof(str);
str=_T("");
GetDlgItemText(IDC_EDIT5,str);
xd=_wtof(str);
str=_T("");
GetDlgItemText(IDC_EDIT6,str);
xf=_wtof(str);
str=_T("");
GetDlgItemText(IDC_EDIT7,str);
xw=_wtof(str);
str=_T("");
GetDlgItemText(IDC_EDIT8,str);
q=_wtof(str);
str=_T("");
GetDlgItemText(IDC_EDIT9,str);
a=_wtof(str);
str=_T("");
FD = (xd - xw) / (xf - xw);
xq = ((R + 1) * xf + (q - 1) * xd) / (R + q);
float y,x ;
int n1=0,n2=0 ;
y=xd;
while(1)
{
x=PingH(y);
n1+=1;
result.Format (_T( "X%d= %.5f; Y%d= %.5f\r\n"),n1,x,n1,y);
m_Result+=result;
if(x<xq)break;
y=JiLiu(x);
if(n1>2000) break;
}
while(1)
{
y = TiLiu(x);
x = PingH(y);
n2 += 1;
result.Format (_T("X%d= %.5f"),n1+n2,x);
m_Result+=result;
result.Format (_T("; Y%d= %.5f\r\n"),n1+n2,y);
m_Result+=result;
if(x<xw)break;
if(n2>2000) break;
}
if(n1>=2000||n2>=2000)
{
MessageBox(_T("计算出的板数已超过块，请重新设定输入的参数！"));
return ;
}
str=_T("");。