乙烯-乙烷体系对浮阀塔顶精馏塔的设计（处理量：140回流比系数：1.5）

31目录第1章精馏过程工艺设计概述21.1设备简介21.1.1精馏塔21.1.2 再沸器31.1.3 冷凝器31.2设计流程简介31.3精馏过程操作条件的选择31.3.1 操作压力31.3.2 进料状态31.3.3 加热剂31.3.4 冷却剂31.3.5 回流比41.4设计任务书4第2章、 浮阀塔的工艺设计42.1 物性数据的确定42.1.1 任务书给定的条件42.2.1 塔顶与塔底温度的确定52.1.3 板数的核算52.1.4 操作条件及物性参数的确定：72.2塔高与塔径的计算72.2.1塔高72.2.2塔径72.3 塔板布置和其余结构尺寸的选取82.3.1溢流堰及降液管的设计82.3.2 浮阀数及排列方式92.4塔板流动性能校正：102.4.1 液沫夹带量校核102.4.2 塔板阻力计算102.4.3降液管液泛校核112.4.4 液体在降液管中的停留时间112.4.5严重漏夜校核112.5塔板负荷性能图112.5.1过量液沫夹带线关系式112.5.2液相下限线关系式122.5.3严重漏液线关系式122.5.4液相上限线关系式122.5.5降液管液泛线关系式122.6 塔板设计结果13第3章 立式热虹吸再沸器的工艺设计13第4章 管路设计134.1 物性参数134.2 管路尺寸14第5章 辅助设备的设计155.1 换热器的设计155.1.1 塔顶冷凝器155.1.2 进料预热器155.2 贮罐的设计165.2.1 塔顶产品罐165.2.2 釜液罐165.2.3 原料中间罐165.2.4 回流罐165.3 泵的选择175.3.1 进料泵175.3.2 釜液泵175.3.3 回流泵17第6章 控制仪表的参数选择18第7章 设备评估及心得体会197.1 设备评估197.2 心得体会19附录主要符号说明19参考文献21第1章 精馏过程工艺设计概述1.1 设备简介精馏是分离液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组分挥发度不同，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。1.1.1 精馏塔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分离。简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。精馏塔内，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高。本设计为浮阀塔，浮阀塔的突出优点是操作弹性大，阻力小；塔板效率高。但用久后，操作易失常。国内对浮阀塔进行了许多实验研究工作，取得了成果，并在石油、化学工业中广泛采用，取得了较好的效果。1.1.2 再沸器再沸器（又称重沸器）是精馏装置的重要附属设备，其作用是使塔底釜液部分气化，从而实现精馏塔内气液两相间的热量及质量传递。本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器，利用塔底单相釜液与换热器传热管内汽液混合物的密度差形成循环推动力，构成工艺物流在精馏塔底与再沸器间的流动循环。这种再沸器具有传热系数高，结构紧凑，安装方便，釜液在加热段的停留时间短，不易结垢，调节方便，占地面积小，设备及运行费用低等显著优点。但由于结构上的原因，壳程不能采用机械方法清洗，因此不适宜用于高粘度或较脏的加热介质。同时，由于立式安装，因而增加了塔的裙座高度。1.1.3 冷凝器用以将塔顶蒸气冷凝成液体，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。1.2 设计流程简介1.3 精馏过程操作条件的选择1.3.1 操作压力精馏过程可以在常压、加压或减压真空条件下进行，可以根据经济上的合理性和物料的性质对其进行选择，它与符合被分离物质的性质、精馏操作的流程密切相关。本设计由于被分离物的沸点较低，采用加压操作，采用2.5Mpa（表压）。1.3.2 进料状态进料可以是过冷液体、饱和液体、饱和蒸汽、汽液混合物或过热蒸汽，通常进料热状态是由前道工序决定的。本设计采用的是饱和液体进料。1.3.3 加热剂加热介质通常可以是水蒸气或热水，但由于本设计中塔底的温度要求较低，所以只需选择相对较低品味的热水作为加热剂即可。1.3.4 冷却剂塔顶冷却剂通常可以选用：（1）循环水：进口温，35度；出口温度：依实际需要确定， 一般不超过50度；（2）新鲜水：进口温度，15；出口温度，依实际需要确定。（3）氨冷剂：氨蒸发制冷，温度不变0、10、20、30传热温差可以视传热系数的情况确定。 本设计由于塔顶温度要求维持在零下十几度左右，所以需选择品味较高的氨冷剂作制冷剂。1.3.5 回流比回流比是精馏塔的重要操作参数，它不仅影响他的设备费用，还影响操作费用，其存在最优值使成本最小，一般情况下，回流比是最小回流比的1.22倍。本设计采用的回流比是最小回流比的1.5倍。1.4设计任务书（1）产品质量：（以乙烯摩尔质量计）塔顶产品 99%，塔底产品1%。（2）工艺条件：饱和液体进料（q=1） 进料乙烯含量=65%（摩尔分数，下同）=65%（摩尔分数，下同）釜液乙烯含量1%，总板效率为0.6（3）操作条件塔顶压力2.5MPa（表压）加热剂及加热方式：加热剂：热水；加热方式：间壁换热冷却剂：氨冷剂回流比系数：R/Rmin=1.5塔板形式：浮阀塔处理量：140 kmol/h，安装地点：大连塔板位置：塔顶第2章、 浮阀塔的工艺设计2.1 物性数据的确定2.1.1 任务书给定的条件进料热状态：q=1； 进料乙烯含量：=65%（摩尔分数，下同）；塔顶乙烯含量： =99%； 釜液乙烯含量： 总板效率：； 塔顶操作压力：2.5MPa（表压）；处理量：140 kmol/h； 回流比系数：R/Rmin=1.5；塔板位置：塔顶； 塔板形式：浮阀塔。2.2.1 塔顶与塔底温度的确定（1）塔顶温度的计算：（A-乙烯 B-乙烷）塔顶：压力=2.5+0.1=2.6Mpa（绝压） =0.99 =0.01 设塔顶的露点温度为-17 查P-t-K图得 结果与很接近。故假设正确，塔顶温度=-17 相对挥发度1=（2）塔底温度的计算：设（不含塔釜）则按每块板阻力降100 mm计算，则塔底压力=2.6+64*103*9.81*0.1*10-6=2.66MPa塔底：=0.01 =0.99 设泡点温度为4 查P-t-K图得 结果与很接近。故假设正确，塔底温度=4 相对挥发度2=（3）平均相对挥发度 2.1.3 板数的核算（1）回流比的计算 R=1.5*=1.5*3.096=4.644（2）全塔物料衡算 精馏段操作线方程：=0.823+0.1754提馏段操作线方程：q线：汽液相平衡方程：=由塔顶开始，逐板计算，结果如下： 表1 逐板计算结果表由上表可以看出所需的实际理论塔板数（不含塔釜）则与假设的近似，基本可以认为假设合理。（3）塔底压力重新估计重估 P=2.6+67*103*9.81*0.1*10-6=2.666MPa（绝压）查P-t-K图，得：由于 2.666MPa与2.66MPa所差无几，故以上计算结果维持不变，所以可以认为塔底温度为4。2.1.4 操作条件及物性参数的确定：操作压力：塔顶：2.6Mpa（绝） 塔底：2.666MPa（绝）操作温度：塔顶：-17 塔底：4塔顶乙烯含量：=99%，近似按纯乙烯处理：故t=-17 ，P=2.6Mpa（绝）下的物性数据如下：查得， 摩尔质量M=28.052kg/kmol 液相表面张力2.6855 mN/m汽相体积流率=0.069185 液相体积流率=0.008172.2塔高与塔径的计算2.2.1塔高塔高包括塔的有效高度，顶部空间和底部空间高度以及塔裙座高度。按20块塔板取一个人孔，人孔处板间距0.65m，本塔共有67块实际板，需三个人孔，塔顶高度取1.3m，塔釜高度取2.6m，裙座高度取3m，塔板间距取0.45m，故此时塔的有效高度： Z=67*0.45=30.15m实际高度：H=67*0.45+(0.65-0.45)*3+1.3+2.6+3=37.65m2.2.2塔径两相流动参数 FLV：设=0.45m，=0.08m 查smith关联图得=0.054 故气体负荷因子=0.0361液泛气速=0.088m/s取泛点率0.75,操作气速和所需的气体流道截面积为=0.066m/s A=1.048选取单流型、弓形浆液管塔板=0.09 则0.91故塔板截面积=1.152 塔径 =1.21m按塔设备系列标准圆整,取实际塔径D=1.2m 则，此时：塔板截面积=1.131 降液管截面积=0.09=0.10179气体流道截面积 =1.02921并可求得: 实际操作气速 =0.067m/s 泛点率=0.761降液管流速 =0.08m/s2.3 塔板布置和其余结构尺寸的选取2.3.1溢流堰及降液管的设计（1）降液管尺寸取 降液管宽度 b=0.271m选取平行受液盘，考虑降液管底部阻力和液封，选取底隙（2）溢流堰尺寸=0.84m取液流收缩系数E=1 则堰上方液头高度 =30mm 6mm堰高h液流强度 L=29.423/0.84=35.027降液管底隙液体流速 = =0.278m/s 0.3m/s 符合要求2.3.2 浮阀数及排列方式（1）浮阀数： 选取F型浮阀，重型，阀孔直径d=0.039m初取阀孔动能因子F=8，计算阀孔气速 u=1.049m/s 浮阀个数n=56（个）（2）浮阀排列发式 取进,出口安定区宽度75mm 取边缘区宽度=50mm =1.2/2-（0.271+0.075）=0.254m =1.2/2-0.05=0.55m 故有效传质面积 =1.606 开孔所占面积 A=0.25*56*3.14*0.0392=0.0669m 塔板开孔率 =0.060.1 符合要求选择正三角错排方式，选取孔心距t=100mm2.4塔板流动性能校正：2.4.1 液沫夹带量校核为控制液沫夹带量过大，应使泛点 1.2-2*0.271=0.685m =1.131-2*0.10179=0.92742 查得=0.135 K=1 =0.287 因阀孔气速小于其临界阀孔气速 故应在浮阀未全开状态下计算干板阻力 =19.9*1.029/404.81=0.052m（2）.塔板清液层阻力h =0.5 *（0.05+0.03）=0.04m（3）.克服液体表面张力阻力 =6.9 有以上三项阻力之和求塔板阻力h h=h0.092m2.4.3降液管液泛校核由, 取=0 =0.0118m 则 =0.05+0.03+0.0118+0.092=0.1838取降液管中泡沫层的相对密度 =0.306m =0.45+0.05=0.5 故不会产生降液管液泛2.4.4 液体在降液管中的停留时间 =5.6s 5s 满足要求,所夹带的气体可以释放。2.4.5严重漏夜校核 取F=5 =0.656 稳定系数=1.049/0.656=1.5991.5 故满足稳定性要求 不会发生严重漏液。2.5塔板负荷性能图2.5.1过量液沫夹带线关系式 1.2-2*0.271=0.685m =1.131-2*0.10179=0.92742 查得=0.135 K=1 令=0.8 得 整理得 V V 当=0时，V=880.2；当V=0时，=386.392；由此两点可作过量液沫夹带线。记该线为2.5.2液相下限线关系式令=0.006 整理，得 =3.07=2.5788该线为垂直于轴的直线，记该线为2.5.3严重漏液线关系式 式中=0.0669 =0.656得= 157.99104 该线为平行于轴的直线，称之为气相下限线，记该线为2.5.4液相上限线关系式=5 得720*0.45*0.10179=32.98该线为平行于轴的直线，记该线为2.5.5降液管液泛线关系式代入数值，得整理得：V=3.91由此可以做出塔板负荷性能图，如下： 图1 塔板负荷性能图由此可见，将设计点D标在该图中，操作线交3和1分别于点A、B，分别从图A、B两点读得气相流量的下限和上限则操作弹性=285.1121/157.99104=1.8042.6 塔板设计结果祥见后面的附表。第3章 立式热虹吸再沸器的工艺设计3.1 设计条件与物性参数3.1.1 再沸器壳程与管程的设计条件壳程 管程温度/C 36-20 4压力(绝压)/MP 0.10 2.67蒸发量/(Kg/h) 162003.1.2 物性数据（1）壳程热水在平均温度28C下的物性数据: 密度 =996.2Kg/ 热导系数 =0.614W/(mK) 粘度 =0.836 mPas 比热 =4.176 KJ/(KgK)（2）管程乙烷在4C下的物性数据: 潜热 =286.6KJ/Kg 液相热导率 =96.23 W/(mK) 粘度 =0.057 mPas 密度 =388.3 Kg/ 液相定压比热容 =3.490 KJ/(KgK) 表面张力 =2.778 mN/m 气相粘度 =0.00871mPas 气相密度 =56.71 Kg/ 比热 =1.653 KJ/(KgK) 热导系数 =18.81 mW/(mK)3.2 设备尺寸估算3.2.1热流量QQ=16200*286.6*1000/3600= Kw3.2.2传热温差=22.46 K3.2.3传热面积假设传热系数K=600 则估算传热面积为 =95.7 3.2.4传热管数拟用传热规格为 ,管长L=3000,则计算传热管数 =407 根3.2.5壳径内径D将传热管按正三角形排列，且取t=32 mm，b=1.1=1.1*=22.19因为是单管换热器,所以壳径内径D 为 =32*（22.19-1）+3*25=753.1 m m 圆整到D=800mm管程进口管取 =150mm 出口管径去 =250mm3.3 传热系数校核3.3.1显热段传热系数 设传热管出口汽化率 =0.28 则计算循环流量 =16.07 kg/s（1） 显热段传热管内表面传热系数 传热管内质量流速G 为=125.7 （其中：） 雷诺数Re为 Re=普朗特数为 =2.067显热段传热管内表面传热系数 （2）管外冷凝表面传热系数 热水的质量流量 =19.3Kg/s当量直径0.02016 m设折流板间距B=0.5 m，故=5320 介于2*（103106）=5.686传热管外单位湿润周边上凝液的质量流量=0.0373 管外冷凝表面传热系数=此处取=1=2192 （3）污垢热阻及管壁热阻 管内污垢热阻 管外污垢热阻 管壁的材质选用钢材，则=45 W/(mK) 管壁热阻 （4）计算显热段传热系数 35.5 mm =388.5 3.3.2蒸发段传热系数（1）计算传热管内的釜液的质量流量 =3600G=3600*125.7=当取x=0.28 =1.079 则1/=0.9269查图得 =0.8 当0.224 =1.411故 1/=0.7088 由及1/再查图得 =1.02 查得 =0.9（2）泡核沸腾表面传热系数 = =4010 （3）液体单独存在为基准的对流表面传热系数 =627.5 2.947*627.5=1849 （4）沸腾表面传热系数 =+=1849+0.9*4010=5458 计算沸腾传热系数 =849.6 3.3.3 显热段和蒸发段的长度 显热段的长度与传热管总长的比值为所以 =0.01397*3=0.042m =3-=2.958m3.3.4 平均传热系数 =843.2 实际需要的传热面积为 =129800/（843.2*22.46）=68.01 3.3.5传热面积裕度H =（95.7-68.1）/68.1=40.539 % 20%3.4 循环流量效核3.4.1循环系统的推动力 当时 Lockhat-Martinell参数 =3.568两相流的液相分率为 =0.3789两相平均密度 =182.4 Kg/当x=0.28时 =1.079两相流的相分率 =0.2165两相流平均密度 =128.5 Kg/参照设计书3-19表 并根据焊接需要取m 于是计算循环系统的推动力3.4.2循环阻力（1）管程进口管阻力釜液在管程进口管内的质量流速为 = =909.5 釜液在进口管内的流动雷诺数 =进口管长度与局部阻力当量长度 =17.81 m进口管内流体流动的摩擦系数 =0.01511故计算管程进口管阻力为 =1911 Pa（2） 传热管显热段阻力 釜液在传热管内的质量流速为 =125.7 釜液在传热管内流动时的雷诺数 =44103进口管内液体流动的摩擦系数 =0.02523传热管显热段阻力 =1.076 Pa（3） 传热管蒸发段阻力 A、汽相流动阻力的计算 =125.7汽相在传热管内的质量流速 =x=（2*0.28/3）*125.7=23.46 汽相在传热管内的流动雷诺数 =53875传热管内汽相流动的摩擦系数 =0.02428传热管内汽相流动阻力 =17.43 PaB、液相流动阻力的计算 液相在传热管内的质量流速为 =125.7-23.46=102.2 液相在传热管内的流动雷诺数 =35870传热管内液相流动的摩擦系数 =0.02629传热管内液相流动阻力 =52.33 Pa传热管内两相流动阻力 =501.8 Pa（4）蒸发段管程内因动量变化引起的阻力 管程内流体的质量流速=181.22 蒸发段管内因动量变化引起的阻力系数M =2.079 蒸发段管程内因动量变化引起的阻力=84.59 Pa（5）管程出口阻力 A、气相流动阻力的计算管程出口管中汽,液相总质量流速 =327.4 管程出口管中汽相质量流速 =0.28*327.4=91.67 管程出口管的长度与局部阻力的当量长度之和 =29.3 m管程出口管中汽相流动雷诺数 =管程出口管汽相流动的摩擦系数 =0.01501管程出口汽相流动阻力=130.3 PaB、液相流动阻力的计算管程出口管中液相质量流速 =327.4-91.67=235.7 管程出口管中液相流动雷诺数 =管程出口管中液相流动的摩擦系数 =0.01618管程出口液相流动阻力 =2128 Pa管程出口管中两相流动阻力 =2128 Pa系统阻力 =+=1911+1.076+501.8+84.59+2128=4627 Pa循环推动力与循环阻力的比值为 =0.01349 在0.010.05之间，符合要求。第4章 管路设计 4.1 物性参数（1）进料处：（第33块板处） =0.65 =0.35压力：P=2.6+32*103*9.81*0.1*10-6=2.63MPa 查P-t-K图得 在t=-11.5时=1.12 =0.78 则有： 结果与很接近。故假设正确，进料温度= -11.5 此温度下：=387 kg/m=426.3 kg/m28.05*0.65+30.07*0.35=28.76 kg/m质量百分率 =0.634 =0.366混合物密度=400.5 kg/m（2）塔顶处：乙烯含量：=99%，近似按纯乙烯处理： t=-17 ，P=2.6Mpa（绝）下的物性数据如下：查得， 摩尔质量M=28.052kg/kmol 8.39 0.057（3）塔釜处：近似用乙烷物性：乙烯含量：， t=4 ，P=2.66Mpa（绝）下的物性数据如下：查得， 摩尔质量M=30.07kg/kmol 4.2 管路尺寸示例：进料管：使用进料出物性140 kmol/h =140*28.76/400.5=10.05/h取管内流速u=0.5 m/s ，则进料管直径 d=0.08431 m取进料管规格为893.5 mm，内径=82mm 则实际流速u=0.5286 m/s其他管子的规格计算用上述类似的方法，即可求得结果。计算最后结果见下表： 表2 管路计算结果表管子名称管内液体流速（m/s）管线规格（mm）进料管0.53893.5塔顶蒸气接管15.77893.5塔顶产品管0.5893.5回流液接管0.51594.5釜液流出管0.52573.0仪表接管252.5再沸器热水管0.462457第5章 辅助设备的设计5.1 换热器的设计5.1.1 塔顶冷凝器热物流：乙烯：-17 冷物流：液氨：-25才G=538.7*28.05=15110.535 kg/h =523 kJ/kgQ=G*=15110.535*523*1000/3600=2.195 W传热温差=10.3 K 设传热系数K=800 则传热面积为：=266.4 5.1.2 进料预热器热物料：温水：进口温度：20 ；出口温度：10冷物流：乙烯、乙烷混合物：进口温度：-11.5 ；出口温度：-15则G=140*28.76=4026.4kg/h=1.118 kg/s 3 kJ/（kg*K） 则Q=m* *（t2-t1）=1.118*3*1000*（-11.5+15）=11740 W=31.5 =25 =28.15 K 设传热系数K=600 则传热面积为：=0.6958 塔釜产品温度4.6，塔底产品温度-17，分别加压保存即可，不另设冷凝器。5.2 贮罐的设计5.2.1 塔顶产品罐=91.43 kmol/h M =28.05 kg/kmol 406 kg / =91.43*28.05/406=6.317 /h 取t=168h 则 V=*t/0.7=6.317*168/0.7=1516.081520 5.2.2 釜液罐=48.57 kmol/h M =30.07 kg/kmol 388.3 kg / =48.57*30.07/388.3=3.761 /h 取t=168h 则 V=*t/0.7=3.761*168/0.7=902.64 1000 5.2.3 原料中间罐=140 kmol/h =28.76 kg/kmol 411 kg / =140*28.76/411=9.797 /h 取t=168h 则 V=*t/0.7=9.797*168/0.7=2351.28 2500 5.2.4 回流罐=538.7 kmol/h M =28.05 kg/kmol 406 kg / =538.7*28.05/406=37.22 /h 取t=0.5h 则 V=*t/0.7=37.221*0.5/0.7=26.59 30 5.3 泵的选择5.3.1 进料泵取进料管长l=15m，400.5 kg / =0.024 =0.082 =0.5286 m/s局部阻力：弯头：2个，=35 =2.87 m 半开口截止阀：2个 =475 =38.9 m 文氏管流量计：1个 =12 =0.984 m1631.5 Pa取原料罐出口高度Z1=1.5 m 进料口高度：Z2=35*0.45+2.6+3=21.35 m扬程20.28 m 流量Q=10.05 /h 因此选65Y-60B型泵5.3.2 釜液泵取管长l=40m，388.3 kg / =0.029 =0.051 =0.5114m/s局部阻力：弯头：3个，=35 =1.785 m 半开口截止阀：2个 =475 =24.225 m 2708.4Pa取塔釜出口高度Z1=3.5 m 釜液罐入口高度：Z2=3 m扬程0.23 m 流量Q=3.716 /h 因此选65Y-60X2C型泵5.3.3 回流泵取管长l=60m，406 kg / =0.021 =0.150 =0.4857m/s局部阻力：弯头：4个，=35 =4.585 m 半开口截止阀：2个 =475 =62.225 m 文氏管流量计：1个 =12 =1.572 m 1370.1Pa取回流罐出口高度Z1=20 m 釜液罐入口高度：Z2=40 m扬程20.36 m 流量Q=31.01 /h 因此选80Y-60B型泵第6章 控制仪表的参数选择对系统内那些易于波动，影响安全，正常生产的参数应加以控制。对那些比较稳定、需要观察的参数可设部分指示仪表，此设计控制方案列于下表中：表3 系统控制方案表序号位置用途控制参数介质物性/（kg/m3）/（mPas）1FIC-01进料流量控制012/h乙烷、乙烯=433.7,=0.0922FIC-02回流定量控制035/h乙烯=408, =0.093PIC-01塔压控制02.7Mpa乙烯，蒸汽,4HIC-01釜液面控制02.5m乙烷=385,5HIC-02回流罐液面控制01.5m乙烯=408, 6TIC-01釜温控制16乙烷=385, 第7章 设备评估及心得体会7.1 设备评估通过负荷性能图可以看出，该设计的设计点位于正常操作区内，表明该塔的设计符合要求，并且对汽液负荷的波动有一定的适应能力，在给定的汽液负荷条件下，该塔板操作负荷的上下限受严重漏液线和液沫夹带线的控制，但此塔的缺点是：操作弹性过小。对于管路的设计及泵的选择中，许多参数是近似或粗略估计的，给出了相应的规格，当厂址确定及平面、主面布置完成后，应按管线走向及长度进一步核定，对选泵的参数进一步确认。7.2 心得体会为期两周的化工原理课程设计即将结束。刚刚做此设计时可以说是一点头绪都没有，因为课程设计和我们平时的理论学习完全不同。在平时，我们学习时只要读懂题目，将此中的原理弄懂，代入相应的公式即可，可以说目的是很明确的，也很简单，但课程设计只是给出了最基本的工程参数，而其中很多物性参数都需要我们去