化工过程与设备课
程设计I
丙烯-丙烷精馏装置及其辅助设备的
设计
班级：化工1402
学生姓名：张雪林学号：20144105 3
指导教师：都健姜晓滨张磊完成日期：2017年7月1日
大连理工大学
Dalian University of Technology
前言
化工原理课程是化学化工专业学生的专业基础课程，作为化工专业出身的学生，学好化工原理相关知识对今后从事化工专业相关工作及进一步深造科研都有着非常重要的意义。经过一年化工原理基础知识的学习，我们已经基本了解了化工原理在化工生产中的重要应用，同时也基本掌握了最基础的化工过程计算方法和设计原理。
本设计说明书主要包括概述、方案流程简介、精馏塔设计、再沸器设计、辅助设备设计、管路设计、控制方案和经济核算等部分，对丙烯-丙烷精馏装置进行了详细的分析设计计算和校核，对于再沸器、辅助设备和管路的设计也做了详细的设计说明和校对。通过本次化工原理课程设计，完成了对丙烯-丙烷精馏装置的设计和计算，本次课程设计既是对化工原理课程学习的一个总结，充分利用所学的理论知识，也为今后从事化工相关行业工作打下良好的基础，在加深对所学知识的认识和理解的同时，也将所学的知识应用到实际化工生产设备的设计计算之中，锻炼了将理论应用于实际和理论联系实际的能力，相信课程设计在以后的学习、工作中都会起到良好的作用。
鉴于设计者经验和水平有限，本设计说明书中还存在很多问题和不足，希望老师给予指导和帮助。
目录
1丙烯——丙烷精馏过程工艺及设备概述
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、石化等工业中得到广泛应用。精馏过程是在能量分离剂驱动下（有时外加质量分离剂），利用液相混合物中各组分挥发度不同，使气、液两相多次直接接触和分离，在此过程中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。该过程是同时传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备仪表等构成的精馏过程生产系统称为精馏装置。
1.1 设计的目的和意义
本次设计是为了确定一套年处理量为5×105kmol的丙烯—丙烷精馏装置的设备尺寸及性能参数，以获得较大的生产能力及较高的生产效率，并尽量节约能源，减少污染并得到较高的经济效益。
1.2方案的确定和论证
1.2.1 精馏塔简介
精馏塔是精馏装置的核心设备，气、液两相在塔内多级接触进行传质、传热，实现混合物的分离，为保证精馏过程能稳定、高效地操作，适宜的塔型及合理的设计是十分关键的。
精馏塔是一圆形筒体，塔内装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。
按照塔的内件结构，塔设备可分为板式塔和填料塔两大类。在板式塔中，塔内装有一定数量的塔盘，气体以鼓泡或喷射的形式穿过塔盘上的液层使两相密切接触，进行传质。两相的组分浓度沿塔高呈阶梯式变化。在填料塔中，塔内装填一定段数和一定高度的填料层，液体沿填料表面呈膜状向下流动，作为连续相的气体自下而上流动，与液体逆流传质。两相的组分浓度沿塔高呈连续变化。
本设计选取的是板式塔。与填料塔相比较，在塔效率上，板式塔效率稳定；在液气比方面，板式塔适应范围较达，而填料塔则对液体喷淋量有一定要求；在安装维修方面，板式塔相对比较容易进行；由于所设计的塔径较大，所以在造价上，板式塔比填料塔更经济一些；而且，板式塔的重量较轻。所以，在本次设计中，设计者选择了板式塔。
表1.1 板式塔和填料塔的性能比较
1.2.2常用塔板类型的比较
（1）筛板塔板：突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小，但过去认为它很容易漏液、操作弹性小，且易堵塞，应用不广。经过长期研究发现，只要设计合理和操作适当，筛板仍能满足生产上所要求的操作弹性，而且效率较高。目前已成为应用日趋广泛的一种塔板。
（2）泡罩塔板：在气液负荷有较大变动时也可操作，且具有较高的塔板效率，操作弹性较大，不易堵塞，对物料适应性强，长期以来应用较广。但泡罩塔板的生产能力不大，结构过于复杂，不仅制造成本高，且塔板阻力大，液面落差也大，近些年来在许多场合已逐渐为其他型式的塔板所取代。
（3）浮阀塔板：浮阀塔板是综合了泡罩和筛板的优点研制出来的。这种塔操作弹性大，阻力比泡罩塔板大为减少，其生产能力大于泡罩塔板。另外，这种塔的板效率高。主要缺点是浮阀使用久后，由于频繁活动而易脱落或被卡住，操作失常。常用的浮阀有F1和V4型两种，后者用于减压塔。
在众多类型的板式塔中，设计者选择了单溢流型浮阀塔板的板式塔，相比较其它类型的板式塔，浮阀塔板由于其开度可根据气体通过阀孔的气速自动调节，因此可以保持较低的操作气速而不发生严重漏液，在较高气速下不产生过大的气流阻力，因此采用浮阀塔板的板式塔操作弹性大，生产能力大，塔板效率高。综上所述，设计者选择其作为分离设备的原因。
1.2.3操作回流比
精馏塔在开车时原料由进料板加入，或有开车前将料液直接加入釜中。当釜中的料液达到适当液位时，再沸器开始加热，使液体部分汽化返回塔内。塔底的气相沿塔上升至塔顶，再由塔顶冷凝器将其全部冷凝。开车的初始阶段将凝液全部返回塔顶做回流液，即全回流。塔顶回流液沿塔下降，在下降的过程中与塔底上升蒸汽多次逆向接触和分离。只要塔板数足够多，塔顶的液相回流量足够大，
在塔顶即可获得所要求纯度的易挥发组分产品。塔底上升蒸汽和塔顶液体回流是精馏过程连续进行的必要条件。回流是精馏与普通蒸馏的本质区别。
精馏过程的回流比是一个重要的设计和操作参数，直接关系到设备投资和操作费用大小。
当其他条件不变时，增大回流比加入再沸器和移出冷凝器的热流量均随之增加，使设备费用和操作费用增加。因回流比R增大，使精馏段操作线斜率增大而远离平衡线，每块板的分离能力提高，使得完成相同分离要求所需的理论板数N T减少，精馏塔高度随之降低。但是由于回流比R增大，使塔内气、液相流量增大，引起辅助设备尺寸增大，塔径变大以及塔板结构的改变，从而影响到设备的投资费用。
由此可见，操作回流比变化对精馏装置生产成本的影响是双重的，故在设计时存在操作回流比的优选问题。适宜回流比指操作费用和设备费用之和最小时对应的回流比，需进过衡算来决定，其准确值一般较难确定。初步设计时可取经验数据，工程设计一般取1.2~2.0倍最小回流比。本设计中，设计者选择操作回流比为最小回流比的1.4倍。
1.2.4压力的选择
精馏塔的设计和操作都是基于一定塔压下进行的，因此一般精馏塔总是首先要保持操作压力的恒定。塔压的变化对塔的操作将产生如下影响：影响产品质量和物料平衡。改变操作压力，会改变组分间的相对挥发度，将使每块板上的气液平衡的组成发生改变。压力增加，组分间的相对挥发度降低，分离效率下降，反之亦然。
此外，操作压力对精馏塔所用的热源及冷剂品味影响较大，而低温冷剂较难获取，其成本常高于热源成本，因此应尽可能避免使用高品位的冷剂。通常选取常压操作。如果常压操作时，塔顶蒸汽的露点低于常温，则应适当提高塔的操作压力，使塔顶蒸汽露点升至常温以上，采用冷却水就能将塔顶蒸汽全部冷凝，此压力即适宜的操作压力。但是，压力提得过高，将导致设备投资过大，所以应权衡操作费用和设备投资，选择一个适宜的操作压力。然而，有时为了实现蒸馏在系统中的能量集成，需根据热源用户所需的温位，通过严格的模拟计算，来确定该塔顶蒸汽提至所需温位时相应的操作压力。本设计中常压下丙烯丙烷需低温冷冻方可实现精馏操作。为避免使用高品位冷剂，设计者选择塔顶压力 1.62MPa （表压）的加压条件进行设计。
1.2.5再沸器
再沸器的作用是将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔内气液两相间接触传质得以进行。再沸器多与精馏塔合用，再沸器是一个能够交换热量，同时有汽化空间的一种特殊换热器，从塔底线提供液相进入到再沸器中。通常再沸器中部
分液相被汽化。形成的两相流被送回到塔中：气相组分向上通过塔盘、液相组分回塔底。
再沸器可分为立式和卧式两种，而立式又包括热虹吸式和强制循环式两种，卧式分为热虹吸式、强制循环式、釜式再沸器、内置式再沸器四种。
本次设计采用立式热虹吸式再沸器是一垂直放置的管壳式换热器。液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程内的载热体供热，它具有如下几个特点：将釜液和换热器传热管中气液混合物的密度差作为循环推动力，使得釜液在精馏塔底与再沸器间流动循环；能得到非常高的传热系数；结构紧凑、配管简单、占地面积小；在加热区内的停留时间短，不易结垢，调节容易，设备及运行费用低。由于壳程不能机械清洗，造成修理和维修的难度增加，不适宜高粘度、或脏的传热介质；塔釜提供气液分离空间和缓冲区。立式热虹吸再沸器仅在循环量大时相当于一块理论板。同时由于是立式安装，因而增加了精馏塔裙座的高度。
丙烯—丙烷装置再沸器的热源可采用热水或热蒸汽，而因为蒸汽其相对容易生产、输送、控制，并且具有较高的冷凝潜热和较大的表面传热系数。所以，本设计采用的是1atm，100℃下的饱和水蒸气。
1.2.6冷凝器
用以将塔顶蒸汽冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔内气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。本设计用循环水作为冷却剂。
2方案流程
2.1精馏装置流程
精馏就是通过多级蒸馏，使混合气液两相经多次混合接触和分离，并进行质量和热量的传递，使混合物中的组分达到高程度的分离，进而得到高纯度的产品。
流程如下：原料（丙烯和丙烷的混合液体）经进料管由精馏塔中的某一位置（进料板处）流入塔内，开始精馏操作；当釜中的料液建立起适当液位时，再沸器进行加热，使之部分汽化返回塔内。气相沿塔上升直至塔顶，由塔顶冷凝器将其进行全部或部分冷凝。将塔顶蒸气凝液部分作为塔顶产品取出，称为馏出物。另一部分凝液作为回流返回塔顶。回流液从塔顶沿塔流下，在下降过程中与来自塔底的上升蒸气多次逆向接触和分离。当流至塔底时，被再沸器加热部分汽化，其气相返回塔内作为气相回流，而其液相则作为塔底产品采出。
2.2工艺流程
2.2.1 物料的储存和运输
精馏过程必须在适当的位置设置一定数量不同容积的原料储罐、泵和各种换热器，以暂时储存，运输和预热（或冷却）所用原料，从而保证装置能连续稳定的运行。
2.2.2必要的检测手段
为了方便解决操作中的问题，需在流程中的适当位置设置必要的仪表，以及时获取压力、温度等各项参数。
另外，常在特定地方设置人孔和手孔，以便定期的检测维修。
2.2.3调节装置
由于实际生产中各状态参数都不是定值，应在适当的位置放置一定数量的阀门进行调节，以保证达到生产要求，可设双调节，即自动和手动两种调节方式并存，且随时进行切换。
2.3设备选用
精馏塔选用浮阀塔，配以立式热虹吸式再沸器。
2.4具体工艺流程
由泵P-101A/B将要分离的丙烯—丙烷混合物从原料罐V-101引出，送入精馏塔T-101中。T-101塔所需的热量由再沸器E-103加入，驱动精馏过程后，其热量由冷凝器E-102从塔顶移出，使塔顶蒸汽全部冷凝，凝液存入回流罐V-102。凝液一部分经回流泵P-103A/B一部分送至T-101塔顶作为回流，余下部分作为产品送入丙烯产品罐V-103中。T-101塔排出的釜液，由泵P-102A/B送入丙烷产品罐V-104中。此外，还应备一残液罐V-105，以便收集不合格产品以及停车时收集装置内全部滞留物料，以待检测设备。
3 精馏塔工艺设计
3.1 精馏过程工艺流程
1.分离序列的选择
对于双组分精馏或仅采用单塔对多组分混合物进行初分的流程较为简单。如果将三个或三个以上组分的混合物完全分离，其流程是多方案的。如何选择分离序列通常有经验规则，如有序直观推断法来指导选择。（详见有关参考书）。
2.能量的利用
精馏过程是热能驱动的过程，过程的能耗在整个生产耗能中占有相当大的比重，而产品的单位能耗是考核产品的重要指标，直接影响产品的竞争能力及企业的生存，故合理、有效地利用能量，降低精馏过程或生产系统能耗量是十分必要的。
（1）精馏操作参数的优化
在保证分离要求和生产能力的条件下，通过优化操作参数，以减小回流比，降低能耗。
（2）精馏系统的能量集成
着眼于整个系统的有效能的利用情况，尽量减少有效能浪费，按照一定的规则（如夹点技术理论），实现能量的匹配和集成。
3.辅助设备
4.系统控制方案
3.2 设计条件
1.工艺条件：
饱和液体进料，进料丙烯含量x f ＝65％（摩尔百分数），处理量为60kmol/h 塔顶丙烯含量x D ＝98％，釜液丙烯含量x w ≤2％，总板效率为0.6。 2. 操作条件：
（1）塔顶操作压力：P=1.62MPa （表压） （2）加热剂及加热方法：加热剂 ——饱和水蒸气
加热方法——间壁换热
（3）冷却剂及冷却方法：冷却剂——循环冷却水 冷却方法——间壁换热 （4）回流比系数：R/R min =1.4 3. 塔板形式：筛板 4. 处理量：q nF =60kmol/h 5. 塔板设计位置：塔顶 6. 安装地点：大连
3.3 系统物料衡算和热量衡算
3.3.1 物料衡算
系统总物料衡算nF nD nW q q q =+(3.1) 轻
组
分
物
料
衡
算
nF F nD D nW W
q x q x q x =+(3.2)
带入数值，得：39.38/nD q kmol h =；20.62/nW q kmol h =
相应的质量流量为：
q mF = q nF ·M F =60.0×(0.65×42+0.35×44)=2562.0kg/h (3.3)
q mD = q nD ·M D =39.38×(0.98×42+0.02×44)=1655.5kg/h (3.4) q mW = q nW ·M W =20.62×(0.02×42+0.98×44)=906.5kg/h (3.5)
式中,,mF nF F q q x ——进料的摩尔流量(kmol/h )、质量流量(kg/h )及摩尔分数；
m ,,D nD D q q x ——塔顶产品的摩尔流量(kmol/h )、质量流量(kg/h )及摩尔分数； m ,,W nW W q q x ——塔底产品的摩尔流量(kmol/h )、质量流量(kg/h )及摩尔分数； 3.3.2 热量衡算
塔底再沸器热流量''R nV q r Φ= 塔底再沸器加热蒸汽质量流量12()
R
mR pR q C t t Φ=-
塔顶冷凝器热流量C nV q r Φ= 塔顶冷凝器冷剂质量流量''12()
R
mC pC q C t t Φ=
-
3.4 精馏塔塔板数的确定
3.4.1塔顶、釜温度确定 （1）塔顶、釜温度的确定
①塔顶温度D t
塔顶压力 1.72D p MPa =，根据分离要求塔顶组分中丙烯含量98%，可以以纯丙烯进行估算，查饱和丙烯蒸气压表得：42.04D t =℃。假设塔顶温度为43℃，查PTK 图得： 1.0=A K ，0.89=B K
因为0.980.02
1.0021.00.89
A B i A B y y x K K =
+=+=∑，
10.0020.01i
x ε=-=<∑所以可
以认为塔顶温度为43℃。
②塔釜温度W t
假设塔釜温度52.2W t =℃；精馏塔的理论塔板数为108（不含釜），则精馏塔的实际塔板数为180。若令每块板的压降均为为100mm 液柱；液柱的密度可以由塔顶液体密度近似代替，又因为塔顶丙烯含量为98%，所以可以由纯丙烯密
度代替，查得C t t ?=34，MPa P t 72.1=条件下丙烯的密度为3
m kg 473.84=ρ。
则塔底压力：
6· 1.721800.19.81473.8410 1.804W D f D P f p p h p N h MPa -=+∑=+=+????=；
查饱和丙烷蒸气表（近似认为塔釜为纯丙烷）可得塔釜温度52.3W t =℃，与假设温度相差不大，取塔釜温度为52.2℃。 3.4.2相对挥发度的计算
（1）塔顶压力 1.72D p MPa =，塔顶温度43D t =℃，
查烃类的p-K-T 图得：k A =1.01，k B =0.89，则α顶=k A /k B =1.01/0.89=1.135；
A y =D x =0.98，
B y =0.02，则：0.980.9701.01
A A A y x K =
==，0.02
0.02240.89B B B y x K ===；
10.00760.01A B x x ε=+-=<
（2）塔底压力 1.804W p MPa =；，塔底温度52.2W t =℃，
查烃类的p-K-T 图得：k A =1.13，k B =1.00，则α釜=k A /k B =1.13/1.00=1.130；
0.02A y =，0.98B W x y ==，则：0.02
0.01771.13A A A y x K =
==，
0.980.981.00
B B B y x K ===； 10.00230.01A B x x ε=+-=<
（3）釜顶ααα=
=1.132。
3.4.3回流比及塔板数的确定
(1)塔内气液相流量：
精馏段：607.32/nL nD q R q kmol h =?=，()1646.70/nV nD q R q kmol h =+=
提馏段：667.32/nL nL nF q q q q kmol h '=+?=，()1646.70/nV nV nF q q q q kmol h '
=+-=
（1）回流比的确定
E 点坐标：(0.650，0.678) 最小回流比：
min 0.980.678
10.9320.6780.65
D e e e x y R y x --=
==-- (2.10)
操作回流比：
min 1.4 1.410.93215.305 (2.11)
R R ==?=
1）精馏段操作线方程：
111
D n n R x
y x R R +=
+++ (2.20) 式中：R ——操作回流比；
n x ——离开第n 块板的液相摩尔组成； 1n y +——离开第n+1块板的汽相摩尔组成。 即：y n+1=0.939x n +0.0601 （2）提馏段操作线方程：
1nL nF nW
n n W nL nF nW nL nF nW
q qq q y x x q qq q q qq q ++=
-+-+-(2.21)
式中：q ——进料热状态参数。 即y n+1=1.032x n －6.42×10-4 （3）相平衡方程
(1) 1.1320.132n n
n n n
y y x y y αα=
=
---(2.22) （4）逐板计算各板气液相组成：
图2.1逐板计算法计算框图
初值10.98D x y ==，精馏段计算至j q x x <，进料板即为第j 块。并且换提馏段方程继续计算，直至n W x x <。
输入：q nF x F qRx D x W
（5）计算结果：
最佳进料位置第50块理论板，理论板数N T =107，利用Excel 计算结果详见附录B 。
实际板数：11071
1770.6
T P T N N E --=
==。 将理论塔板数重新假设为107，物性变化不大，精馏段操作线与提馏段操作线均无明显变化，第二次迭代结果见附表。
3.5 精馏塔的工艺设计
3.5.1塔顶物性数据
塔顶压力 1.72D p MPa =，塔底温度43D t =℃
查得常压下：丙烯：液相密度：3/433m kg L =ρ液相表面张力：m mN /4.72=σ
丙烷：液相密度：3/453m kg L =ρ液相表面张力：m mN /4.70=σ
由于气体密度按常压查取，需要校正。 查两参数普遍化压缩因子图：
丙烯的临界温度365.0Tc K =，临界压力MPa P C 62.4=；
/316/3650.866C Tr T T ===，Pr / 1.72/4.620.372C P P === 查普遍化压缩因子图，可得0.77Z =，
气相密度：==RTZ PM
V ρ()6331.7210421035.71/8.314432730.77kg m
-???=?+?。 丙烷的临界温度K T C 9.836=，临界压力MPa P C 25.4=；
/316/369.80.855C Tr T T ===，Pr / 1.72/4.250.405C P P === 查普遍化压缩因子图，可得0.74Z =，
气相密度==RTZ PM V ρ()6-3
31.7210441038.93/8.314432730.74
kg m ???=?+?。
按塔底塔板气液相组成修正混合物物性： 由
()∑=Li i Lm
w ρρ/1
可得：
%91.97=D w ，液相密度3/452.60m kg L =ρ
335.710.9838.930.0235.77/V kg m ρ=?+?=
液相表面张力： 4.700.02 4.720.98 4.72/mN m σ=?+?= 3.5.2 塔高
由2.1.4节计算结果可知，所设计精馏塔共有实际板177块，H T =500mm ，则塔有效高度Z 0为：Z 0 = 0.5×176=88m
设釜液在釜内停留时间为30min ，排出釜液流量q mW = 906.5 kg/h ，塔釜丙烷密度3443/kg m ρ=，则釜液的高度为：
'
22
22=0.402m 443 3.14 1.05896.nL q Z D πρ??==??
将进料所在板的板间距增至1000mm ，每20块板设置一个人孔，人孔所在板的板间距增至800mm ，共9个人孔。此外在考虑塔顶端气液分离空间高度取1.5m ，釜液上方气液分离空间高度取0.5m 。各段高度之和为h=93m 。裙座高度：5m 。
所以，塔的安装高度=塔体高度+裙座高度
93598L m =+=。
3.5.3 塔径 气相体积流量：3646.70142
0.211/35.7703600
s mV
nV VV V
V
q q M
q m s ρρ?=
=
=
=?
液相体积流量：3607.3242
0.0157/45236010
s mL
nL VL L
L
q q M
q m s ρρ?=
=
=
=?
液、气流动参数：0.253LV F =
== 假设塔板间距H T =0.50m ，查Smith 关联图，C 20=0.056。
因而气体负荷因子：0.2
0.2
20 4.720.0560.0422020C C σ??
??
==?= ?
?
????
.
液泛气速：0.143/f u m s === 取设计泛点率为0.7，
则空塔气速：u=0.7×0.143=0.1001m/s 气体流道截面积：20.211
2.1080.1001
s VV q A m u
=
=
= 选取单流型弓形降液管塔板，取
d T
A A =0.12得：22.108 2.395510.121T d T
A A m A A ===--
则塔径 1.7649D m =
=
=。
计算塔径D 与设计规范值比较进行圆整，取塔径D =1.8m. 对圆整后塔径校核：
实际面积：2249.24m D A T ==π
降液管截面积：A d =A T ×0.12= 0.299 m 2 气体流道截面积：A=A T -A d =2.191m 2
实际操作气速：
实际泛点率：/0.673f u u = 降液管流速0.0157
0.0525/0.299
VLs b d q U m s A =
== 3.5.4降液管及溢流堰 （1）降液管尺寸
由以上设计结果得弓形降液管所占面积降液管截面积：A d =A T ×0.12=0.299 m 2 由A d /A T =0.12,查《化工原理》图8.2.23弓形降液管的宽度与面积可得：
l w /D =0.76
则堰长lw =0.76×D =0.785×2=1.368m 根据以上选取的l w /D 值计算降液管宽度b d ：
[10.3152d D b m ==
选取平形受液盘，考虑降液管底部阻力和液封，选取底隙h b =0.03m 。 （2）溢流堰尺寸
堰上液头高h OW 由下式计算，式中E 近似取1，
0.2110.0963/2.191
VVs q u m s A ===
则：2
32/3
3
3
0.01573600
2.8410()
2.8410()0.0341.368
h ow VL W h E q m --?=?=?=
考虑到物料比较清洁，且液相流量不大，取堰高h w =0.04m,底隙h b =0.03m 。 溢流强度： ()()330.01573600
41.32//1.310013068h VL L W
q u m m h m m h l ?=
=
=<-
降液管底隙液体流速：b 0.0157
0.383/1.3680.03
0.30.5/h VL W b
q u s m m s l h <-=
=
=?
3.5.5塔板布置和其余结构尺寸的选取 取塔板厚度b =3mm
进出口安全宽度mm b b s s 80='
=
边缘区宽度mm b c 50=
由A d /A T =0.12,查《化工原理》图8.2.23弓形降液管的宽度与面积可得：
17.0/=D b d
所以降液管宽度：m D b d 306.08.117.017.0=?==
()m b b D x s d 514.0-2=+=
，m b D
r c 85.02
=-=； 有效传质面积：21222 1.63sin 2m r x r x r x A a =??? ?
?
?+-=-
5）筛孔的尺寸和排列
采用筛孔，有效传质区内，常按正三角形排列。 取筛孔的直径d 0
=8mm=0.008 m
l 图3.1 塔板布置图
图3.2筛孔排布图
孔中心距t ：取t=24mm=0.024m
筛板开孔率：222
907.060sin 2
1421??? ??=?==?t d t d A A O O
a O π?
开孔率?：2
80.9070.124φ??
=?= ???，在0.06 ~ 0.14范围之内。
筛孔气速：0.211
1.294/0.1 1.63
S S
VV VV o O a
q q u m s A A φ==
=
=?
筛孔个数：2
2
20.1 1.63
32450.7850.0084
4
O a O O
A A n d d
φπ
π?=
=
=≈?个 3.6塔板流动性能校核
3.6.1液沫夹带量v e 校核 之前计算得出两相流动参数：
0.253LV F =
== 根据两相流动参数，利用Fair 关联图（《化工原理》下册课本第194页图8.2.27，液沫夹带关联图），由0.253LV F =,泛点率为0.673，查图得到0.0045ψ=。 有v
mV
mL
v mL e q q e e q e
+=+=
ψ，可得30.00450.0157452.60 4.27610/1110.00450.2135.77
s
s
VL L mL v mV VV V q q e kg kg q q ρψψψψρ-?===?=?---?液体气体
因为-34.276100.1?<，所以液沫夹带量满足要求。 3.6.2塔板阻力f h 的核对 1.干板阻力0h
2
00,021???
?
??=?-=C u g g p h L V L o
f ρρρ
前面假设的筛孔直径d 0=8mm ，塔板厚度b =3mm ；d 0/b=2.67，查《化工原理》下册课本第195页图8.2.28，塔板孔流系数图，查得72.00=C 。
所以2
2
,0001135.77 1.2940.013229.81452.600.72f o
V L L p u h m g g C ρρρ-?????===??= ? ????
?? 2.塔板充气液层阻力l h
()ow w l h h h +=β，β为塔板上液层充气系数， 由0.211
0.115/2 2.4920.299
s VV a T d
q u m s A A =
=
=--?；
气体动能因子0.50.50.11535.770.688a a V F u ρ==?=；
由气体动能因子查《化工原理》下册课本第195页图8.2.29，充气系数与动能因子的关系图，查得0.72=β。
因为由前文得m h w 40.0=，0.034ow h m =；
所以，()()0.720.040.0340.0533l w ow h h h m β=+=?+= 3.克服液体表面张力阻力σh
3-3-40410410 4.72 5.3210452.609.80.008L h m gd σσρ-???===???
由以上三项阻力之和求塔板阻力f h
-400.0130.0533 5.32100.067f l h h h h m σ=++=++?= 由于塔板阻力较小，满足要求。 3.6.3降液管液泛校核
由f d ow w d h h h h H ++?++=， 取?=0
2
2
2
80.153 1.18102d
VLs VLh d W b W b u q q h g l h l h ζ-????===? ? ?
????
将之前求得的数据代入上式可求解
2
8
56.521.18100.02241.3680.03d h m
-??
=??= ????
因此， 取降液管中泡沫层的相对密度6.0=Φ（对一般液体取0.5-0.6）
0.1864
0.3110.50.040.540.6
d d
T w H H m H h m '===<+=+=Φ 因此不会产生降液管液泛。 3.6.4液体在降液管中的停留时间τ
0.2990.5
9.5250.0157
s d T VL A H s s q τ??=
==>， 因此满足要求。 3.6.5严重漏液校核
（1）计算严重漏夜时的干板阻力'0h
由公式()σh h h h ow w -++='
13.00056.00计算得：
()400.00560.130.040.034 5.32100.0147h m -'=+?+-?=。 （2）计算漏夜点气速'
0u
00.72 1.375/u C m s '== 00 2.157 1.57 1.51.375
u k u =
==>'，满足要求,不会发生严重漏液。 各项校核均满足要求,故所设计的筛板可用。
3.7负荷性能图
3.7.1过量液沫夹带线
根据1.0=V e ,并将有关变量与h VV q ，h VL q 的关系带入整理得：
???
? ?
??--?=-3
/232.3/13101.75.21081.8w VL
w T VV l q h H A q h
h
σ 代入已知数据，整理得：
2/3
31/3.23
8.8110 2.108 4.720.5 2.50.047.110 1.368h h
VL VV q q -??=???-?-? ? ???
因此，42/31.2110156.54h h VV VL q q =?-
由上述关系可作得过量液沫夹带线如图曲线①。 3.7.2液相下限线
0.040.0340.02240.090.1864d H m
=+++=
令23
3
2.8410(
)h VL ow w
q h E l -=?=0.006,取E=1.0
得 h m l q w VL h /120.4368.107.307.33=?== 由上述关系可作得液相下限线如图曲线②。 3.7.3严重漏液线
将公式()σh h h h ow w -++='
13.00056.00代入下式：
O
VV V L A q h g C u h
3600
/200
0=
'??='
ρρ（近似取0C 为前面计算的值） 化简得：(
)
2/13/2h
h VL VV cq b a q +=
其中：=?=V
L
O C A a ρρ0
410594.13992.62 0.00560.130.01027w b h h σ=+-= 42/343.6910/ 3.15510w c l --=?=?
因此解得：(
)
1/2
42/3
3992.620.06067 3.15510h h VV VL q q -=?+?
由上述关系可作得严重漏夜线如图曲线③。 3.7.4液相上限线 由/3600
h d T
VL A H q τ?=
=5 得
37207200.50.299107.64/h VL T d q H A m h ==??= 由上述关系可作得液相上限线如图曲线④。
3.7.5降液管液泛线
令w T d d
h H H
H +=Φ
='，将f d ow w d h h h h H +++=，以及ow h 与h VL q ，d h 与h VL q ，f h 与
h VV q ，h VL q 的关系全部代入前式， 整理可得：3
/22
2
h
H h VL VL VV q d q c b q a '-'-'='
3
/231084.2???
?
???=-W VLh
ow l
q E h
中南大学《化工原理》课程设计说明书 题目：煤油冷却器的设计 学院：化学化工学院 班级：化工0802 学号： 1505080802 姓名： ****** 指导教师：邱运仁 时间：2010年9月
目录 §一.任务书 (2) 1.1.题目 1.2.任务及操作条件 1.3.列管式换热器的选择与核算 §二.概述 (3) 2.1.换热器概述 2.2.固定管板式换热器 2.3.设计背景及设计要求 §三.热量设计 (5) 3.1.初选换热器的类型 3.2.管程安排（流动空间的选择）及流速确定 3.3.确定物性数据 3.4.计算总传热系数 3.5.计算传热面积 §四. 机械结构设计 (9) 4.1.管径和管内流速 4.2.管程数和传热管数 4.3.平均传热温差校正及壳程数 4.4.壳程内径及换热管选型汇总 4.4.折流板 4.6.接管 4.7.壁厚的确定、封头 4.8.管板 4.9.换热管 4.10.分程隔板 4.11拉杆 4.12.换热管与管板的连接 4.13.防冲板或导流筒的选择、鞍式支座的示意图(BI型) 4.14.膨胀节的设定讨论 §五.换热器核算 (21) 5.1.热量核算 5.2.压力降核算 §六.管束振动 (25) 6.1.换热器的振动 6.2.流体诱发换热器管束振动机理 6.3.换热器管束振动的计算 6.4.振动的防止与有效利用 §七. 设计结果表汇 (28) §八.参考文献 (29) §附：化工原理课程设计之心得体会 (30)
§一.化工原理课程设计任务书 1.1.题目 煤油冷却器的设计 1.2.任务及操作条件 1.2.1处理能力：40t/h 煤油 1.2.2.设备形式：列管式换热器 1.2.3.操作条件 (1).煤油：入口温度160℃，出口温度60℃ (2).冷却介质：循环水，入口温度17℃，出口温度30℃ (3).允许压强降：管程不大于0.1MPa,壳程不大于40KPa (4).煤油定性温度下的物性数据ρ=825kg/m3，黏度7.15×10-4Pa.s，比热容2.2kJ/(kg.℃)，导热系数0.14W/(m.℃) 1.3.列管式换热器的选择与核算 1.3.1.传热计算 1.3. 2.管、壳程流体阻力计算 1.3.3.管板厚度计算 1.3.4.膨胀节计算 1.3.5.管束振动 1.3.6.管壳式换热器零部件结构 §二.概述 2.1.换热器概述 换热器是化工、炼油工业中普遍应用的典型的工艺设备。在化工厂，换热器的费用约占总费用的10%～20%，在炼油厂约占总费用35%～40%。换热器在其他部门如动力、原子能、冶金、食品、交通、环保、家电等也有着广泛的应用。因此，设计和选择得到使用、高效的换热器对降低设备的造价和操作费用具有十分重要的作用。 在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，即简称换热器，是将热流体的部分热量传递给冷流体的设备。 换热器的类型按传热方式的不同可分为：混合式、蓄热式和间壁式。其中间壁式换热器应用最广泛，如表2-1所示。 表2-1 传热器的结构分类
《化工原理》课程设计报告精馏塔设计 学院 专业 班级 学号 姓名 指导教师
目录 苯-氯苯分离过程板式精馏塔设计任务 (3) 一．设计题目 (3) 二．操作条件 (3) 三．塔设备型式 (3) 四．工作日 (3) 五．厂址 (3) 六．设计内容 (3) 设计方案 (4) 一．工艺流程 (4) 二．操作压力 (4) 三．进料热状态 (4) 四．加热方式 (4) 精馏塔工艺计算书 (5) 一．全塔的物料衡算 (5) 二．理论塔板数的确定 (5) 三．实际塔板数的确定 (7) 四．精馏塔工艺条件及相关物性数据的计算 (8) 五．塔体工艺尺寸设计 (10) 六．塔板工艺尺寸设计 (12) 七．塔板流体力学检验 (14) 八．塔板负荷性能图 (17) 九．接管尺寸计算 (19) 十．附属设备计算 (21) 设计结果一览表 (24) 设计总结 (26) 参考文献 (26)
苯-氯苯精馏塔的工艺设计 苯-氯苯分离过程精馏塔设计任务 一．设计题目 设计一座苯-氯苯连续精馏塔，要求年产纯度为99.6%的氯苯140000t，塔顶馏出液中含氯苯不高于0.1%。原料液中含氯苯为22%（以上均为质量%）。 二．操作条件 1.塔顶压强自选； 2.进料热状况自选； 3.回流比自选； 4.塔底加热蒸汽压强自选； 5.单板压降不大于0.9kPa； 三．塔板类型 板式塔或填料塔。 四．工作日 每年300天，每天24小时连续运行。 五．厂址 厂址为天津地区。 六．设计内容 1.设计方案的确定及流程说明 2. 精馏塔的物料衡算； 3.塔板数的确定； 4.精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算； 5.精馏塔主要工艺尺寸；
化工原理课程设计小结 随着毕业日子的到来，课程设计也接近了尾声。经过几周的奋战我的课程设计终于完成了。在没有做课程设计以前觉得课程设计只是对这几年来所学知识的单纯总结，但是通过这次做课程设计发现自己的看法有点太片面。课程设计不仅是对前面所学知识的一种检验，而且也是对自己能力的一种提高。通过这次课程设计使我明白了自己原来知识还比较欠缺。自己要学习的东西还太多，以前老是觉得自己什么东西都会，什么东西都懂，有点眼高手低。通过这次课程设计，我才明白学习是一个长期积累的过程，在以后的工作、生活中都应该不断的学习，努力提高自己知识和综合素质。 在这次课程设计中也使我们的同学关系更进一步了，同学之间互相帮助，有什么不懂的大家在一起商量，听听不同的看法对我们更好的理解知识，所以在这里非常感谢帮助我的同学。 我的心得也就这么多了，总之，不管学会的还是学不会的的确觉得困难比较多，真是万事开头难，不知道如何入手。最后终于做完了有种如释重负的感觉。此外，还得出一个结论：知识必须通过应用才能实现其价值！有些东西以为学会了，但真正到用的时候才发现是两回事，所以我认为只有到真正会用的时候才是真的学会了。 在此要感谢我们的指导老师罗老师、朱老师和李老师对我们悉心的指导，感谢老师们给我们的帮助。在设计过程中，我通过查阅大量有关资料，与同学交流经验和自学，并向老师请教等方式，使自己学到了不少知识，也经历了不少艰辛，但收获同样巨大。在整个设计中我懂得了许多东西，也培养了我独立工作的能力，树立了对自己工作能力的信心，相信会对今后的学习工作生活有非常重要的影响。而且大大提高了动手的能力，使我充分体会到了在创造过程中探索的艰难和成功时的喜悦。虽然这个设计做的也不太好，但是在设计过程中所学到的东西是这次课程设计的最大收获和财富，使我终身受益。 课程设计报告主要包括以下几个方面． 1．封面（根据自己的个性设计）2．目录3．主界面（介绍这次设计的课题、人员、目标、任务、人员分工）4．主要过程（要告诉别人你的这个作品该怎么用）5．程序流程图（用图来表示主要过程）6．核心源程序（你觉得这个作品它具备的主要功能是什么，就将实现这个功能的代码给COPY下来）7．主要函数（你程序代码里用的函数中你觉得重要的或是难的）8．心得9．附录（你完成这次课程设计参考的书，这个可以多写一点，以示用心认真） 我第一次做课程设计时写报告就是这么写的．你参考参考．希望能对你有些帮助
化工原理课程设计 设计题目：列管式换热器的设计 指导教师 专业班级 学生姓名 学 号 2009 年 1 月 5 日 目录 1．设计任务书及操作条件 2．前言 2.1 设计方案简介 2.2工艺流程草图及说明 3 工艺设计及计算 3.1、铺助设备计算及选型 3.2、设计结果一览表 4.设计的评述 5、主要符号说明
6、参考文献 7.主体设备条件图及生产工艺流程图（附后） 1．设计任务书及操作条件 （1）处理能力：1×104吨/年正己烷。 （2）设备型式：列管式换热器 （3）操作条件 1 正己烷（含水蒸汽20%）：入口温度1000C， 出口温度350C。 2 冷却介质：循环水，入口温度250C，出口温 度350C。
3 允许压降：不大于105Pa。 4 每年按330天计。 5 建厂地址广西 （三）设计要求 1.选择适宜的列管式换热器并进行核算。 2.要进行工艺计算 3.要进行主体设备的设计（主要设备尺寸、衡算结果等） 4.编写任务设计书 5.进行设备结构图的绘制（用420*594图纸绘制装置图一张） 2．前言
2.1 设计方案简介 固定管板式换热器 换热管束固定在两块管板上，管板又分别焊在外壳的两端，管子、管板和壳体都是刚性连接。当管壁与壳壁的壁温相差大于50℃时，为减小或消除温差产生的热效应力，必须设有温差补偿装置，如膨胀节。 固定管板式换热器结构比较简单，制造简单，制造成本低，管程可用多种结构，规格范围广，在生产中广泛应用。因壳侧不易清洗，故不适宜较脏或有腐蚀性的物流的换热，适用于壳壁与管壁温差小于70℃、壳程压力不高、壳程结垢不严重、并可用化学方法清洗的场合。 本设计任务为正己烷冷却器的设计，两流体在传热过程中无相的变化，且冷、热流体间的温差不是太大或温差较大但壳程压力不高的场合。当换热器传热面积较大，所需管子数目较多时，为提高管流速，常将换热管平均分为若干组，使流体在管内依次往返多次，即为多管程，从而增大了管内对流传热系数。固定管板式换热器的优点是结构简单、紧凑。在相同的壳体直径内，排管数最多，旁路最少；每根换热管都可以进行更换，且管内清洗方便。 2.2工艺流程草图及说明 工艺流程草图附后 流程图说明： 正己烷和循环冷却水经泵以一定的流速（由泵来调控）输入换热器中经换热器进行顺流换热。正己烷由100℃降到35℃，循环冷水由25℃升到35℃，且35℃的冷水回到水槽后，由于冷水的量多，回槽的水少，且流经管路时也有被冷凝，因此不会引起槽中水温太大的变化从而使水温保持25℃左右。 3 工艺设计及计算 (1) 确定设计方案 1. 选择换热器的类型 两流体温度变化情况：热流体进口温度100℃，出口温度35℃；冷
2017化工课程设计心得体会范文 2017化工课程设计心得体会范文一 化工原理课程设计是综合运用化工原理及相关基础知识的实践性教学环节。设计过程中指导教师指引学生在设计过程中既要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性和经济合理性。通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法。 本次化工原理课程设计历时两周，是上大学以来第一次独立的工业化设计。从老师以及学长那里了解到化工原理课程设计是培养我们化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法;学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧;掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形;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和经济合理性。由于第一次接触课程设计，起初心里充满了新鲜感和期待，因为自我认为在大学里学到的东西终于可以加以实践了。可是当老师把任务书发到手里是却是一头雾水，完全不知所措。可是在这短短的三周里，从开始的一无所知，到同学讨论，再进行整个流程的计算，再到对工业材料上的选取论证和后期的程序的编写以及流程图的绘制等过程的培养，我真切感受到了理论与实践相结合中的种种困难，也体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种问题的不易。我的课程设计题目是苯――氯苯筛板式精馏塔设计图。在开始时，我们不知道如何下手，虽然有课程设计书作为参
考，但其书上的计算步骤与我们自己的计算步骤有少许差异，在这些差异面前，我们显得有些不知所措，通过查阅《化工原理》，《化工工艺设计手册》，《物理化学》，《化工原理课程设计》等书籍，以及在网上搜索到的理论和经验数据。我们慢慢地找到了符合自己的实验数据。并逐渐建立了自己的模版和计算过程。在这三周中给我印象最深的是我们这些“非泡点一族”在计算进料热状况参数q时，没有任何参考模板，完全靠自己捉摸思考。起初大家都是不知所措，待冷静下来，我们仔细结合上课老师讲的内容，一步一步的讨论演算，经大家一下午的不懈努力，终于把q算出来了。还有就是我们在设计换热器部分，在试差的过程中，我们大部分人都是经历了几乎一天多的时间才选出了合适的换热器型号，现在还清楚的记得我试差成功后那激动的心情，因为我尝到了自己在付出很多后那种成功的喜悦，因为这些都是我们的“血泪史”的见证哈。 在此感谢我们的杜治平老师.，老师严谨细致、一丝不苟的作风一直是我工作、学习中的榜样;老师循循善诱的教导和不拘一格的思路给予我无尽的启迪;这次课程设计的细节和每个数据，都离不开老师您的细心指导。而您开朗的个性和宽容的态度，帮助我能够很顺利的完成了这次课程设计。同时感谢同组的同学们，谢谢你们对我的帮助和支持，让我感受到同学的友谊。由于本人的设计能力有限，在设计过程中难免出现错误，恳请老师们多多指教,我十分乐意接受你们的批评与指正，本人将万分感谢。 2017化工课程设计心得体会范文二
板式连续精馏塔设计任务书 一、设计题目：分离苯一甲苯系统的板式精馏塔设计 试设计一座分离苯一甲苯系统的板式连续精馏塔，要求原料液的年处理量 为 50000 吨，原料液中苯的含量为 35 %，分离后苯的纯度达到 98 %, 塔底馏出液中苯含量不得高于1% （以上均为质量百分数） 二、操作条件 厂址拟定于天津地区。 设计内容 1. 设计方案的确定及流程说明 2. 塔的工艺条件及有关物性数据的计算 3. 精馏塔的物料衡算 4. 塔板数的确定 5. 塔体工艺尺寸的计算 6. 塔板主要工艺尺寸的设计计算 7. 塔板流体力学验算 8. 绘制塔板负荷性能图 9. 塔顶冷凝器的初算与选型 10. 设备主要连接管直径的确定 11. 全塔工艺设计计算结果总表 12. 绘制生产工艺流程图及主体设备简图 13. 对本设计的评述及相关问题的分析讨论 1. 塔顶压强： 2. 进料热状态： 3. 回流比： 加热蒸气压强: 单板压降： 4 kPa （表压）； 101.3 kPa （表压）; 塔板类型 浮阀塔板 四、 生产工作日 每年300天，每天 24小时运行。 五、 厂址
一、绪 论 二、设计方案的确定及工艺流程的说明 2.1 设计流程 2.2 设计要求 2.3 设计思路 2.4 设计方案的确定 三、全塔物料衡算 3.2 物料衡算 四、塔板数的确定 4.1 理论板数的求取 4.2 全塔效率实际板层数的求取 五、精馏与 提馏段物性数据及气液负荷的计算 5.1 进料板与塔顶、塔底平均摩尔质量的计算 5.4 液相液体表面张力的计算 目录 5.5 塔内各段操作条件和物性数据表 11 六、塔径及塔板结构工艺尺寸的计算 14 6.1塔径的计算 14 6.2塔板主要工艺尺寸计算 15 6.3 塔板布置及浮阀数目与排列 17 5.2 气相平均密度和气相负荷计算 10 5.3 液相平均密度和液相负荷计算 10 11
安阳工学院课程设计说明书 课程名称：化工原理课程设计 设计题目：列管式换热器 院系：化学与环境工程学院 学生姓名：赵安顺 学号：201005020025 专业班级：应用化学一班 指导教师：路有昌
列 设计一台列管式换热器 一、设计任务及操作条件 (1)处理能力 2.5×105 t/a热水 (2)设备型式列管式换热器 (3)操作条件 ①热水:入口温度80℃,出口温度60℃. ②冷却介质:循环水,入口温度32℃,出口温度40℃. ③允许压降:不大于105Pa. ④每年按300天计算,每天24小时连续运行. 二、设计要求及内容 (1)根据换热任务和有关要求确认设计方案; (2)初步确认换热器的结构和尺寸; (3)核算换热器的传热面积和流体阻力; (4)确认换热器的工艺结构. 摘要：通过对列管式换热器的设计，首先要确定设计的方案，选择合适的计算步骤。查得计算中用到的各种数据，对该换热器的传热系数传热面积工艺结构尺寸等等要进行核算，与要设计的目标进行对照是否能满足要求，最终确定换热器的结构尺寸为设计图纸做好准备和参考，来完成本次课程设计。 关键词：标准方案核算结构尺寸
目录 一.概述 (4) 二.方案的设计与拟定 (4) 三.设计计算 (8) 3.1确定设计方案 (9) 3.1.1选择换热器的类型 (9) 3.1.2流动空间及管子的确定 (9) 3.2确定物性数据 (9) 3.3初选换热器规格 (10) 3.3.1热流量 (10) 3.3.2冷却水用量 (10) 3.3.3平均温度差 (10) 3.3.4换热器规格 (11) 3.4核算总传热系数 (11) 3.4.1计算管程传热系数 (11) 3.4.2 计算壳程传热系数 (12) 3.4.3 确定污垢热阻 (13) 3.3.4 总传热系数 (13) 3.5计算压强降 (14) 3.5.1计算管程压强降 (14) 3.5.2计算壳程压强降 (14)
化工原理课程设计任务书示例一 1 设计题目分离苯―甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计 2 设计参数 （1）设计规模：苯――甲苯混合液处理量________t/a （2）生产制度：年开工300天，每天三班8小时连续生产 （3）原料组成：苯含量为40％（质量百分率，下同） （4）进料状况：热状况参数q为_________ （5）分离要求：塔顶苯含量不低于_____%，塔底苯含量不大于_____％ （6）建厂地区：大气压为760mmHg、自来水年平均温度为20℃的某地 3 设计要求和工作量 （1）完成设计说明书一份 （2）完成主体精馏塔工艺条件图一张（A1） （3）完成带控制点的工艺流程简图（A2） 4 设计说明书主要内容（参考） 中文摘要，关键词 第一章综述 1．精馏原理及其在工业生产中的应用 2．精馏操作对塔设备的要求（生产能力、效率、流动阻力、操作弹性、结构、造价和工艺特性等） 3．常用板式塔类型及本设计的选型
4．本设计所选塔的特性 第二章工艺条件的确定和说明 1．确定操作压力 2．确定进料状态 3．确定加热剂和加热方式 4．确定冷却剂及其进出、口温度 第三章流程的确定和说明（附以流程简图） 1．流程的说明 2．设置各设备的原因（精馏设备、物料的储存和输送、必要的检测手段、操作中的调节和重要参数的控制、热能利用） 第四章精馏塔的设计计算 1．物料衡算 2．回流比的确定 3．板块数的确定 4．汽液负荷计算（将结果进行列表） 5．精馏塔工艺尺寸计算（塔高塔径溢流装置塔板布置及浮阀数目与排列） 6．塔板流动性能校核（液沫夹带量校核、塔板阻力校核、降液管液泛校核、液体在降液管中停留时间校核以及严重漏液校核） 7．塔板负荷性能图 8．主要工艺接管尺寸的计算和选取（进料管、回流管、釜液出口管、塔顶蒸汽管、塔底蒸汽管、人孔等） 9．塔顶冷凝器/冷却器的热负荷
化工原理课程设计 ──板式塔的工艺设计 学院 专业班级 姓名 学号 指导老师 成绩 学年第二学期
目录 1.任务书 ····························································· - 3 - 2.任务要求 ····································错误！未定义书签。 3.设计过程 ·························································· - 3 - 3.1塔板工艺尺寸计算········································ - 4 - 3.2塔板流体力学验算········································ - 8 - 3.3塔板负荷性能图··········································- 10 - 3.4数据汇总···················································- 14 - 3.5心得体会与总结··········································- 15 -
1.任务书 拟建一浮阀塔用以分离甲醇——水混合物，决定采用F1型浮阀（重阀），试根据以下条件做出浮阀塔的设计计算。 已知条件： 2.任务要求： 1．进行塔的工艺计算和验算 2．绘制负荷性能图 3．绘制塔板的结构图 4．将结果列成汇总表 5．分析并讨论
3.设计过程 3.1塔板工艺尺寸计算 （1）塔径：欲求塔径，先求出空塔气速u,而 u =安全系数?m ax u ； 最大允许速度m ax u 计算公式为：m ax u =V V L C ρρρ- 式中C 可由史密斯关联图查出，横坐标的数值为： h h V L 5.0??? ? ??V L ρρ=0.09681.018191.8820.00640.5 =???? ??; 取板间距;45.0m H T =取板上液层高度m h L 06.0=； 那么，图中的参数值为：m h H L T 39.006.045.0=-=-； 根据以上的数值，查史密斯关联图可得0.078m/s C 20=; 因为物系的表面张力为m mN /38因此需要按照下式进行校正： 2 .02020??? ??=σC C 所以校正后得到C 为： 0.0887m/s 20380.0780.2 =? ?? ? ???=? ?? ? ??=2 .02020σC C ； 取安全系数为0.6，则空塔气速为： m ax u = 2.524m/s 1.01 1.01 8190.0887=-?=-V V L C ρρρ； 1.51m/s 2.5240.6u 0.6u max =?=?=； 塔径D 为： 1.26m 1.51 3.141.881 4πu 4V D S =??== ； 按照标准塔径圆整为m D 4.1=；则 塔截面积为：
化工设计课程学习总结范文三篇 化工设计课程学习总结范文三篇 本学期顺利完成了化学工程与工艺专业共100名同学的化工原 理课程设计，总体来看学生的工艺计算、过程设计及绘图等专业能力得到了真正有效的提高，可以较好地把理论学习中的分散知识点和实际生产操作有机结合起来，得到较为合理的设计成果，达到了课程综合训练的目的，提高了学生分析和解决化工实际问题的能力。同时，在设计过程中也存在者一些共性的问题，主要表现在： 一、设计中存在的问题 1．设计过程缺乏工程意识。 学生在做课程设计时所设计的结果没有与生产实际需要作参考，只是为了纯粹计算为设计，缺乏对问题的工程概念的解决方法。 2.学生对单元设备概念不强。 对化工制图、设备元件、材料与标准不熟悉，依葫芦画瓢的不 在少数，没有达到课程设计与实际结合、强化“工程”概念的目的。
绘图能力欠缺，如：带控制点工艺流程图图幅设置、比例及线型选取、文字、尺寸标注以及设备、仪表、管件表示等绘制不规范。 3.物性参数选择以及计算。 在化工原理课程设计工程中首要的问题就是物性参数选择以及 计算，然而学生该开始并不清楚需要计算哪些物性参数以及如何计算。这对这些问题，指导老师应在开课之初给学生讲一下每个单元操作所需的物性参数，每个物性参数查取方法以及混合物系物性参数的计算方法，还有如何确定体系的定性温度。 二、解决措施 1.加强工程意识。 设计过程中鼓励学生多做深层次思考，综合考虑经济性、实用性、安全可靠性和先进性，强化学生综合和创新能力的培养；引导学生积极查阅资料和复习有关教科书，学会正确使用标准和规范，强化学生的工程实践能力。为了增强学生的工程意识提出以下措施：一是在化工原理课程讲述过程中应加强对学生工程意识的培养，让同学明确什么是工程概念，比如：理论上的正确性，技术上的可行性，操作上的安全性，经济上的合理性，了解工程问题的计算方法。比如试差
专业：化学工程与工艺 班级：黔化升061 姓名：唐尚奎 指导教师：王瑾老师 设计时间: 2007年1月 前言 在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。塔设备就是使气液成两相通过精密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。 塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔，在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔与浮阀塔。 筛板塔在十九世纪初已应用与工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本次设计就是针对水乙醇体系，而进行的常压二元筛板精馏塔的设计及其辅助设备的选型。由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳切希望各位老师指出，以便订正。 目录 一、设计任务 二、方案选定 三、总体设计计算-------------------------------05 3.1气液平衡数据------------------------------ 05 3.2物料衡算------------------------------------- 05 3.3操作线及塔板计算------------------------- 06 3.4全塔Et%和Np的计算----------------------06 四、混合参数计算--------------------------------07 4.1混合参数计算--------------------------------07 4.2塔径计算--------------------------------------08 4.3塔板详细计算-------------------------------10 4.4校核-------------------------------------------12 4.5负荷性能图----------------------------------14 五、筛板塔数据汇总-----------------------------16 5.1全塔数据-------------------------------------16 5.2精馏段和提馏段的数据-------------------17 六、讨论与优化-----------------------------------18 6.1讨论-------------------------------------------18 6.2优化--------------------------------------------18
《化工原理》课程设计实践教学总结 摘要：化工原理课程设计是综合运用化工原理及相关基础知识的实践性教学环节。设计过程中指导教师指引学生在设计过程中既要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性和经济合理性。通过课程设计使学生初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法。 关键词：化工原理；课程设计；实践；可行性 中图分类号：G642.0 文献标志码：A 文章编号：1674-9324（2014）22-0205-02 《化工原理》是化学工程与工艺专业的必修专业课程之一，理论课之后国内大部分高校的本科人才培养计划中安排了实践教学环节――《化工原理》课程设计。我们学校的化学工程与工艺专业培养计划也如此。《化工原理》课程设计是培养化工专业学生综合运用所学的理论知识，树立正确的设计思想，解决常规化工设计中一些实际问题的一项重要的实践教学。其出发点是通过课程设计提高学生搜集资料、查阅文献、计算机辅助绘图、分析与思考解决实际生产问题等能力。笔者从事了3届的课程设计教学，从中总结了许多宝贵的经验和教学方法，以期提高教学效果。现将笔者的教学体会作一介绍。 一、课程设计题目应具有普遍性、代表性
我校化学工程与工艺专业的《化工原理》课程设计一般为二周时间。课程设计基本要求是通过这一设计过程使每个学生都受到一定程度的训练，使将来在不同岗位就业的学生都能受益，都能解决这类工程的实际问题，并可以举一反三。所以课程设计的选题需要我们指导老师慎重，尽量选择化工行业中最普遍且最具代表性的单元操作进行设计。根据以往的教学的经验，题目的选取应从以下几个方面考虑： 1.课程设计题目尽可能接近实际生产，截取现有的某化工项目中的某一操作单元为设计模型，比如某合成氨厂的传热单元的设计，流体输送过程中离心泵的设计，管壳式换热器等等。这样学生在课程设计过程中有参照体系，不至于出现不合理的偏差。 2.课程设计题目应该围绕着常见的化工操作单元进行展开，比如我们都知道在讲授《化工原理》理论知识时其中的单元操作有流体输送、传热、精馏、吸收、萃取等等。一个课程设计题目应该包括2～3个常见的单元操作，从而实现某一简单的化工任务。 3.课程设计题目中涉及的物质尽可能常见易得。因为完成虚拟的生产任务过程中需要这些物质的物性参数进行核算，常见易得的物质能够降低学生在查阅参数方面的工作量。比如，如果我们设计分离任务尽量选择苯-甲苯，或甲醇-水等这样的体系，因为这些混合体系的参数大部分工具
《化工原理课程设计任务书》（1） 一、设计题目： 设计一台换热器 二、操作条件： 1.苯：入口温度80℃，出口温度40℃。 2.冷却介质：循环水，入口温度35℃。 3.允许压强降：不大于50kPa。 4.每年按300天计，每天24小时连续运行。 三、设备型式： 管壳式换热器 四、处理能力： 1. 99000吨/年苯 五、设计要求： 1.选定管壳式换热器的种类和工艺流程。 2.管壳式换热器的工艺计算和主要工艺尺寸的设计。 3.设计结果概要或设计结果一览表。 4.设备简图。（要求按比例画出主要结构及尺寸） 5.对本设计的评述及有关问题的讨论。 一、选定管壳式换热器的种类和工艺流程 1.选定管壳式换热器的种类 管壳式换热器是目前化工生产中应用最广泛的传热设备。与其他种类的换热器相比，其主要优点是：单位体积具有的传热面积较大以及传热效果较好；此外，结构简单，制造的材料范围较广，操作弹性也较大等。因此在高压高温和大型装置上多采用管壳式换热器。 管壳式换热器中，由于两流体的温度不同，管束和壳体的温度也不相同，因此他们的热膨胀程度也有差别。若两流体的温度差较大（50℃以上）时，就可能由于热应力而引起设备变形，甚至弯曲或破裂，因此必须考虑这种热膨胀的影响。根据热补偿方法的不同，管壳式换热器有下面几种形式。
（1）固定管板式换热器 这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能机械清洗。此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一些列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以致管子扭弯或是管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。 为了克服温差应力必须有温差补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50℃以上时，为安全起见，换热器应有温差补偿装置。但补偿装置（膨胀节）只能用在壳壁与管壁温差低于60-70℃和壳程流体压强不高的情况下。一般壳程压强超过0.6MPa时，补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿作用，就要考虑其他结构。其结果如下图所示： （2）浮头式换热器 换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上连接一个顶盖，称之为“浮头”,所以这种换热器称为浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不受壳体约束，因此当两种换热器介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点是结构复杂，造价高。其结构如下： （3） U型管换热器 这类换热器只有一个管板，管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点是管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少。其结构如下图所示： （4）填料函式换热器 这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构比浮头式简单，造价也比浮头式低廉。但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不应处理一易挥发、易燃易爆和有毒的介质。其结构如下： 由设计书的要求进行分析: 一般来说，设计时冷却水两端温度差可取为5℃~10℃。缺水地区选用较大的温度差，水资源丰富地区选用较小的温度差。青海是“中华水塔”，水资源 相对丰富，故选择冷却水较小的温度差6℃，即冷却水的出口温度为31℃。T m -t m =80+4025+31 -=32 22 ℃<50℃，且允许压强降不大于50kPa，可选择固定管板式换 热器。 2.工艺流程图 主要说明：由于循环冷却水较易结垢，为便于水垢清洗，所以选定循环水走管程，苯走壳程。如图所示，苯经泵抽上来，经加水器加热后，再经管道从接管C进入换热器壳程；冷却水则由泵抽上来经管道从接管A进入换热器管程。两物质在换热器中进行换热，苯从80℃被冷却至40℃之后，由接管D流出；循环冷却水则从25℃变为31℃，由接管B流出。 二、管壳式换热器的工艺计算和主要工艺尺寸的设计 1.估算传热面积，初选换热器型号 （1）基本物理性质数据的查取
化工课程设计心得体会 篇一：化工原理课程设计心得 小结；本次化工原理课程设计历时两周，是学习化工原理以来第一次独立的工业设计。化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形；理解计算机辅助设计过程，利用编程使计算效率提高。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和经济合理性。 在短短的两周里，从开始的一头雾水，到同学讨论，再进行整个流程的计算，再到对工业材料上的选取论证和后期的程序的编写以及流程图的绘制等过
程的培养，我真切感受到了理论与实践相结合中的种种困难，也体会到了利用所学的有限的理论知识去解决实际中各种问题的不易。 我们从中也明白了学无止境的道理，在我们所查找到的很多参考书中，很多的知识是我们从来没有接触到的，我们对事物的了解还仅限于皮毛，所学的知识结构还很不完善，我们对设计对象的理解还仅限于书本上，对实际当中事物的方方面面包括经济成本方面上考虑的还很不够。 在实际计算过程中，我还发现由于没有及时将所得结果总结，以致在后面的计算中不停地来回翻查数据，这会浪费了大量时间。由此，我在每章节后及时地列出数据表，方便自己计算也方便读者查找。在一些应用问 题上，我直接套用了书上的公式或过程，并没有彻底了解各个公式的出处及用途，对于一些工业数据的选取，也只是根据范围自己选择的，并不一定符
合现实应用。因此，一些计算数据有时并不是十分准确的，只是拥有一个正确的范围及趋势，而并没有更细地追究下去，因而可能存在一定的误差，影响后面具体设备的选型。如果有更充分的时间，我想可以进一步再完善一下的。 通过本次课程设计的训练，让我对自己的专业有了更加感性和理性的认识，这对我们的继续学习是一个很好的指导方向，我们了解了工程设计的基本内容，掌握了化工设计的主要程序和方法，增强了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风，加强工程设计能力的训练和培养严谨求实的科学作风更尤为重要。 我还要感谢我的指导老师***老师对我们的教导与帮助，感谢同学们的相互支持。限于我们的水平，设计中难免有不足和谬误之处，恳请老师批评指正。
化工原理课程设计 乙醇-水填料式精馏塔设计学生姓名徐程 学院名称化学化工学院 学号 班级13级2班 专业名称应用化学 指导教师王菊 2016年5月20日
摘要 填料式精馏塔是化工生产的重要化工设备。精馏塔不仅对产品本身，而且还对产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各方面都有重大影响。因此，掌握精馏塔的基本设计对化工专业学生十分重要的。本课程设计是关于乙醇-水的填料式精馏塔的设计，通过对填料式精馏塔的设计，熟练掌握以及运用所学知识并投入到实际生产当中去。 关键词乙醇；水；填料式精馏塔；化工生产；
摘要........................................................................ I 第一部分概述 (3) 概述 (3) 文献综述 (3) 填料类型 (3) 填料塔 (4) 填料选择 (4) 设计任务书 (4) 设计题目 (4) 设计条件 (4) 设计任务 (5) 设计思路 (5) 第二部分工艺计算 (6) 平均相对挥发度的计算 (6) 绘制t-x-y图及x-y图 (6) 全塔物料衡算 (7) 进料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数 (7) 平均摩尔质量 (8) 全塔物料衡算： (8) 最小回流比的计算和适宜回流比的确定 (8) 最小回流比 (8) 确定最适操作回流比R (9) 热量衡算 (9) 求理论板数及加料 (10) 精馏段和提馏段操作线方程的确定 (10) 理论板数及加料板位置 (11) 填料高度计算 (11) 精馏塔主要尺寸的设计计算 (12) 流量和物性参数的计算 (12) 塔板效率 (14) 第三部分塔板结构设计 (14) 气液体积流量 (15) 精馏段的气液体积流量 (15) 提馏段的气液体积流量 (16) 塔径计算 (16)
化工原理壳程设计计算示例 一浮阀塔工艺设计计算示例 拟设计一生产酒精的板式精馏塔。来自原料工段的乙醇-水溶液的处理量为48000吨/年，乙醇含量为35%（质量分率）原料温度为45℃。 设计要求：塔顶产品的乙醇含量不小于90%（质量分率），塔底料液的乙醇含量不大于0.5%。 一、塔形选择及操作条件的确定 1．塔形：选用浮阀塔 2．操作条件： 操作压力：常压；其中塔顶：1.013×105Pa 塔底：[1.013×105+N（265~530）Pa] 进料状态：饱和液体进料 加热方式：用直接水蒸气加热 热能利用：拟采用釜残液加热原料液 二、工艺流程
三、有关工艺计算 首先，根据题目要求，将各组成要求由质量分率转换为摩尔分率，其后由 2 3971.1/H O kg m ρ=，3735/kg m ρ=乙醇 参考资料（一），查出相应泡点温度及计算平均分子量。 同理求得0.779D x = 0.0002 W x = (1)0.17646(10.176)1822.3/f f f M x M x M kg kmol =+-=?+-?=乙醇水 同理求得：39.81/D M kg kmol =，18.1/D M kg kmol = 1. 最小回流比及操作回流比的确定 由于是泡点进料，x q =x f =0.174过点e(0.174，0.174)作x=0.174直线与平衡线交与点d ，由点d 可以读得y q =0.516，因此， min(1)0.7790.516 0.7690.5160.174 D q q q x y R y x --= = =-- 又过点a （0.779,0.779）作平衡线的切线，可得切点g 由切点g 可读得' 0.55q x =，' 0.678q y =，
单片机课程设计心得体会范文 课程设计是培养学生综合运用所学知识,发现,提出,分析和解决实际问题,锻炼实践能 力的重要环节,是对学生实际工作能力的具体训练和考察过程.随着科学技术发展的日新日异，单片机已经成为当今计算机应用中空前活跃的领域，在生活中可以说得是无处不在。因此作为二十一世纪的大学来说掌握单片机的开发技术是十分重要的。 学生只有对自己、对英语及其文化、对英语学习有积极的情感，才能保持英语学习的 动力并取得成绩。消极的情感不仅会影响英语学习的效果，而且会影响学生的长远发展。 因此，在英语教学中我应该自始至终关注学生的情感，努力营造宽松、民主、和谐的教学 氛围。为此英语教师要做到: 其次，精心选择自然环境，引导学生抽象食物链、生产者、消费者概念。草原环境只 是个引子，要想抽象概念，必须要从个体到一般。于是，我选择了菜园里、森林里两个环境，让学生巩固用图例表达食物联系的方法，并学习如何在图片中表达食物联系，为后续 活动打下基础。 回顾起此次单片机课程设计，至今我仍感慨颇多，的确，从选题到定稿，从理论到实践，在整整两星期的日子里，可以说得是苦多于甜，但是可以学到很多很多的的东西，同 时不仅可以巩固了以前所学过的知识，而且学到了很多在书本上所没有学到过的知识。通 过这次课程设计使我懂得了理论与实际相结合是很重要的，只有理论知识是远远不够的， 只有把所学的理论知识与实践相结合起来，从理论中得出结论，才能真正为社会服务，从 而提高自己的实际动手能力和独立思考的能力。在设计的过程中遇到问题，可以说得是困 难重重，这毕竟第一次做的，难免会遇到过各种各样的问题，同时在设计的过程中发现了 自己的不足之处，对以前所学过的知识理解得不够深刻，掌握得不够牢固，比如说三极管PNP管脚不懂怎么放置，不懂分得二极管的正负极，对单片机汇编语言掌握得不好……通 过这次课程设计之后，一定把以前所学过的知识重新温故。 这次单片机课程设计我们历时两个星期，在我们班里算是倒数几组完成的吧，但经过 这两个星期的实践和体验下来，我们又怎么会去在乎那个先后问题呢，因为对我来说学到 的不仅是那些知识，更多的是团队和合作。现在想来，也许学校安排的课程设计有着它更 深层的意义吧，它不仅仅让我们综合那些理论知识来运用到设计和创新，还让我们知道了 一个团队凝聚在一起时所能发挥出的巨大潜能! 为了让我们能更好的理解什么是高效课堂，教研部还多次带领着我们听一些高效课堂 的讲座，听后真是受益匪浅。要想培养好学生的学习习惯并非一朝一夕的事，要循序渐进。这些话语说起来容易做起来难，所以作为新一代的人民教师一定要认真对待这项艰巨的任务，让学生在我们的课堂上不断的养成良好的学习习惯，培养出一个个优秀的人才。
目录 一、化工原理课程设计的目的与要求 二、化工原理课程设计的内容 三、安排与要求 四、设计步骤 1．收集基础数据 2．工艺流程的选择 3．做全塔的物料平衡 4．确定操作条件 5．确定回流比 6．理论板数与实际板数 7．确定冷凝器与再沸器的热负荷 8．初估冷凝器与再沸器的传热面积 9．塔径计算与板间距确定 10．堰及降液管的设计 11．塔板布置及筛板塔的主要结构参数12．筛板塔的水力学计算 13．塔板结构 14．塔高 参考文献 设计任务书
一、化工原理课程设计的目的与要求 经过理论课的学习和生产实习, 学生已经掌握了不少理论知识和生产实际知识。对于一个未来的工程技术人员来说, 如何运用所学知识去分析和解决实际问题室至关重要的。本课程设计的目的也正是如此。 化工原理课程设计是化工专业的学生在校学习期间第一次进行的设计, 要求每位同学独立完成一个实际装置(本次设计为精馏装置)的设计。设计中应对精馏原理、操作、流程及设备的结构、制造、安装、检修进行全面考虑, 最终以简洁的文字, 表格及图纸正确地把设计表示出来．本次设计是在教师指导下, 由学生独立进行的没计, 因此, 对学生的独立工作能力和实际工作能力是一次很好的锻炼机会, 是培养化工技术人员的一个重要坏节。经过设计, 学生应培养和掌握: 1, 正确的设计思想和认真负责的设计态度 设计应结合实际进行, 力求经济、实用、可靠和先进。 2, 独立的工作能力及灵活运用所学知识分析问题和解决问题的能力 设计由学生独立完成, 教师只起指导作用。学生在设计中碰到问题可和教师进行讨论, 教师只做提示和启发, 由学生自已去解决问题, 指导教师原则上不负责检查计算结果的准确性, 学生应自己负责计算结果的准确性, 可靠性．’ 学生在设计中能够相互讨论, 但不能照抄。为了更好地了解