分離甲醇水混合液的篩板精餾塔的設(shè)計(jì)計(jì)算

1、化工原理課程設(shè)計(jì)分離甲醇-水混合液的篩板精餾塔設(shè)計(jì)濰坊學(xué)院小組成員：吳鑫 李春陽(yáng) 袁旭目錄第一章 設(shè)計(jì)題目2第二章工藝計(jì)算3 2.1精餾塔的物料衡算3 2.2塔板數(shù)的確定4 理論板數(shù)的求取5 2.3工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算6 2.3.1 圖解法求理論塔板數(shù)6 操作壓力計(jì)算6 2.3.3 操作溫度計(jì)算6 相對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算7 平均摩爾質(zhì)量計(jì)算7 平均密度的計(jì)算8 體平均表面張力計(jì)算9 液體平均黏度計(jì)算10 實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算11 2.4塔的主要工藝尺寸計(jì)算11 2.5塔板主要工藝尺寸的計(jì)算13 溢流裝置計(jì)算13 塔板板面布置14 篩孔計(jì)算及排列14 2.6篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算15 液面落差16 液沫

2、夾帶16 漏液16 2.7負(fù)荷性能圖17 漏液線（氣相負(fù)荷下限線）17 2.7.2 液體流量下限線17 液體流量上限線18 2.7.4 過(guò)量液沫夾帶線 18 2.7.5 液泛線18 塔板工作線20第三章設(shè)計(jì)總結(jié)21第四章 附屬設(shè)備的選型與設(shè)計(jì)24 4.1冷凝器的選擇24 4.2再沸器的選擇25第五章 塔附件的設(shè)計(jì)26 5.1接管的計(jì)算與選擇26 進(jìn)料管26 回流管26 塔底出料管26 塔頂蒸汽出料管26 塔底進(jìn)氣管27 5.2 筒體27 5.3 封頭27 5.4法蘭的選取27 5.5裙座28 5.6人孔28第六章塔總高度設(shè)計(jì)29 6.1塔頂部空間高度29 6.2塔總體高度計(jì)算29第七章設(shè)計(jì)心得

3、30參考文獻(xiàn)32前言精餾是利用液體混合物中各組分揮發(fā)性的差異對(duì)其進(jìn)行加熱，然后進(jìn)行多次混合蒸氣的部分冷凝和混合液的部分加熱汽化以達(dá)到分離目的的一種化工單元操作。精餾操作應(yīng)在塔設(shè)備中完成，塔設(shè)備提供氣液兩相充分接觸的場(chǎng)所，有效地實(shí)現(xiàn)氣液兩相間的傳熱、傳質(zhì)，以達(dá)到理想的分離效果，因此它在石油化工生產(chǎn)中得到廣泛應(yīng)用。該設(shè)計(jì)選用逐級(jí)接觸式的篩板塔作為分離設(shè)備，一個(gè)完整的板式塔主要是由圓柱形塔體、塔板、降液管、溢流堰、受液盤(pán)及氣體和液體進(jìn)、出口管等部件組成，這就需要對(duì)各個(gè)部件做出選擇并給出合理的工藝尺寸,因此我們對(duì)精餾塔進(jìn)行物料衡算，由間的關(guān)系并差取相關(guān)數(shù)據(jù)，確定相對(duì)揮發(fā)度和回流比求出相平衡方程和操作線

4、方程，然后通過(guò)逐板計(jì)算法算得理論塔板數(shù)并由全塔效率確定實(shí)際塔板數(shù)，最后對(duì)塔高、塔徑、溢流裝置等各個(gè)部件進(jìn)行計(jì)算與核算校驗(yàn)（如負(fù)荷性能圖），最終得到符合工藝要求的精餾塔并能完成生產(chǎn)任務(wù)。第一章 設(shè)計(jì)題目及設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介一設(shè)計(jì)題目分離乙醇水混合液的篩板精餾塔設(shè)計(jì)生產(chǎn)能力：年處理原料能力為12萬(wàn)噸（開(kāi)工率300天/年）原料：乙醇含量為25%（質(zhì)量分?jǐn)?shù)，以下同）的常溫液體。分離要求：塔頂：甲醇純度不低于99%，塔底：甲醇不得高于0.6%。二設(shè)計(jì)方案簡(jiǎn)介設(shè)計(jì)中采用泡點(diǎn)進(jìn)料，塔頂上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡點(diǎn)下回流至塔內(nèi)該物系屬易分離物系，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用間接

5、蒸汽加熱具體如下：塔型的選擇本設(shè)計(jì)中采用篩板塔。篩板塔的優(yōu)點(diǎn)是結(jié)構(gòu)比浮閥塔更簡(jiǎn)單，易于加工，造價(jià)約為泡罩塔的60，為浮閥塔的80左右。 處理能力大，比同塔徑的泡罩塔可增加1015。塔板效率高，比泡罩塔高15左右。壓降較低。缺點(diǎn)是塔板安裝的水平度要求較高，否則氣液接觸不勻。加料方式和加料熱狀況的選擇：加料方式采用泵加料。雖然進(jìn)料方式有多種，但是飽和液體進(jìn)料時(shí)進(jìn)料溫度不受季節(jié)、氣溫變化和前段工序波動(dòng)的影響，塔的操作比較容易控制；此外，飽和液體進(jìn)料時(shí)精餾段和提餾段的塔徑相同，無(wú)論是設(shè)計(jì)計(jì)算還是實(shí)際加工制造這樣的精餾塔都比較容易，為此，本次設(shè)計(jì)中采取泡點(diǎn)進(jìn)料。塔頂冷凝采用全冷凝器用水冷卻。甲醇和水不反

6、應(yīng)而且容易冷卻，故使用全冷凝器，塔頂出來(lái)的氣體溫度不高冷凝回流液和產(chǎn)品溫度不高無(wú)需進(jìn)一步冷卻，此分離也是為了得到甲醇故選用全冷凝器。回流方式可分為重力回流和強(qiáng)制回流，對(duì)于小型塔冷凝器一般安裝在塔頂。其優(yōu)點(diǎn)是回流冷凝器無(wú)需支撐結(jié)構(gòu)，其缺點(diǎn)是回流控制較難。如果需要較高的塔處理或因?yàn)椴灰讬z修和清理，這種情況下采用強(qiáng)制回流故本設(shè)計(jì)采用強(qiáng)制回流。加熱方式為直接加熱和間接加熱。直接加熱由塔底進(jìn)入塔內(nèi)。由于重組分是水故省略加熱裝置。但在一定的回流比較條件下，塔底蒸汽對(duì)回流有稀釋作用，使用理論板數(shù)增加，費(fèi)用增加，間接蒸汽加熱器是塔釜液部分汽化維持原來(lái)濃度，以減少理論板數(shù)。本設(shè)計(jì)采用間接蒸汽加熱。目前，精餾塔的

7、設(shè)計(jì)方法以嚴(yán)格計(jì)算為主，也有一些簡(jiǎn)化的模型，此次設(shè)計(jì)采用精確計(jì)算與軟件驗(yàn)算相結(jié)合的方法。第二章 工藝計(jì)算2.1精餾塔的物料衡算甲醇的分子式為,千摩爾質(zhì)量為，水的分子式為,千摩爾質(zhì)量為原料液的平均千摩爾質(zhì)量：進(jìn)料量 ：進(jìn)料組成（摩爾分?jǐn)?shù)，下同）：塔頂產(chǎn)品流量 ：塔頂組成：塔底殘液流量 ：塔底組成原料液以及塔頂，塔釜平均摩爾質(zhì)量：原料液：塔頂：塔釜：所以 :即采出率為: 由上式求出塔頂餾出液量為則塔釜?dú)堃毫繛樗敭a(chǎn)品流量：塔釜產(chǎn)品流量：2.2塔板數(shù)的確定由手冊(cè)查得水-甲醇物系的氣液平衡數(shù)據(jù)，繪出x-y圖表1水-甲醇物系的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t/0C液相中的摩爾分?jǐn)?shù)/x氣相中的摩爾分?jǐn)?shù)/y1000.00

8、0.00096.40.020.13493.50.040.23491.20.060.30489.30.080.36587.70.100.41884.40.150.51781.70.200.57978.00.300.66575.30.400.72973.10.500.77971.20.600.82569.30.700.87067.60.800.91566.00.900.95865.00.950.97967.61.001.000 圖12.2.1理論板數(shù)的求取甲醇水可采用圖解法求理論板層數(shù)：由表1可繪出甲醇水氣液平衡數(shù)據(jù)圖 見(jiàn)圖1求最小回流比及操作回流比，用作圖法求最小回流比。在圖中對(duì)角線上，自點(diǎn)E作

9、垂線EF即為去q線（泡點(diǎn)線）該線與平衡線交點(diǎn)坐標(biāo)為 由可得q線與平衡線的交點(diǎn)坐標(biāo)（xq，yq）為（0.36，0.72）,則最小回流比為 取回流比則精餾塔的氣液負(fù)荷：精餾段： 提餾段：由于泡點(diǎn)進(jìn)料 所以 精餾段操作線方程：提餾段操作線方程：2.3工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)計(jì)算2.3.1 圖解法求理論塔板數(shù)圖2采用圖解法求理論板層數(shù)，如圖2所示，求解結(jié)果為總理論板層數(shù)： 進(jìn)料板位置： 2.3.2操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力：每層塔板壓降：進(jìn)料板壓力：精餾段平均壓力：塔底壓力： 提餾段平均壓力：2.3.3 操作溫度計(jì)算塔頂氣相：運(yùn)用內(nèi)插法塔頂液相：塔釜：進(jìn)料板：則有，精餾段溫度： 提餾段溫度： 2.3.4相

10、對(duì)揮發(fā)度的計(jì)算查手冊(cè)得甲醇的安托因常數(shù)為：表2安托因常數(shù)項(xiàng)目ABC甲醇7.197361574.99238.86水7.074061657.46227.02由 得： 2.3.5平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由查平衡曲線（圖1）得進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算氣相：液相: 精餾段平均摩爾質(zhì)量計(jì)算由（圖1）得 查平衡曲線得 精餾段氣相平均摩爾質(zhì)量：精餾段液相平均摩爾質(zhì)量：塔釜平均摩爾質(zhì)量由（圖1）得提餾段平均摩爾質(zhì)量計(jì)算：2.3.6平均密度的計(jì)算氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程得液相平均密度計(jì)算表3甲醇與水在各溫度下的密度溫度（）60708090100甲醇（kg/m3）751743734725716

11、水（kg/m3）983.2977.8971.8965.3958.4圖3液相平均密度依式計(jì)算塔頂液相平均密度的計(jì)算 由，查表由內(nèi)插法得, 進(jìn)料板液相平均密度的計(jì)算由查表3由內(nèi)插法得,進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率:精餾段液相平均密度為:塔底平均密度,提餾段液相平均密度：2.3.7體平均表面張力計(jì)算表4甲醇與水在各溫度下的表面張力溫度（）60708090100甲醇(mN/m)18.7617.8216.9115.8214.89水(mN/m)66.264.362.660.758.8圖4液相平均表面張力，依計(jì)算塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由，查表4由內(nèi)插法得,進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由，查表4由內(nèi)插法得：，精餾

12、段液相平均表面張力為：塔底表面張力：，查表4得：，提餾段液相平均表面張力：2.3.8液體平均黏度計(jì)算表5 甲醇和水的黏度表溫度t/0C406080100120L，水（mPa.s）0.4390.3440.2770.2280.196L，甲醇（mPa.s）0.54904700.3550.2820.237圖5液相平均黏度依計(jì)算塔頂液相平均黏度的計(jì)算由，由表5內(nèi)插法得：，解出進(jìn)料板液相平均黏度計(jì)算由，由表5內(nèi)插法得：，解出精餾段液相平均表面張力為塔底平均黏度計(jì)算:，由表5得，解出提餾段平均黏度：全塔平均黏度：2.3.9實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算蒸餾塔可用相對(duì)揮發(fā)度與液相黏度的乘積作為參數(shù)來(lái)關(guān)聯(lián)全塔效率，其經(jīng)驗(yàn)式為

13、：式中相對(duì)揮發(fā)度；液相黏度，mPas所以，全塔效率計(jì)算實(shí)際塔板數(shù)精餾段提餾段實(shí)際總板數(shù)2.4塔的主要工藝尺寸計(jì)算精餾段上升與下降的氣液體積流率為初選板間距 ,則分離空間為：氣液動(dòng)能參數(shù)為： 圖6史密斯關(guān)聯(lián)圖由圖6查得氣體負(fù)荷因子，因表面張力的差異，氣體負(fù)荷因子校正為計(jì)算最大允許速率:取空塔速率為最大允許速率的0.62倍，則空塔速率為則塔徑為根據(jù)標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整為塔橫截面積為：實(shí)際空塔氣速：當(dāng)塔徑為時(shí)，其板間距可取，因此，所設(shè)板間距可用塔高： 2.5塔板主要工藝尺寸的計(jì)算2.5.1溢流裝置計(jì)算因塔徑可選用單溢流弓形降液管，采用凹型守液盤(pán)堰長(zhǎng)：溢流堰高度：由 選用平直堰，堰長(zhǎng)高度由公式計(jì)算，查圖3所以

14、，降液管的寬度和面積由圖3確定降液管橫截面積，圖7，即 驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間：，符合要求降液管底隙高度：()，故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理選用凹形受液盤(pán)，深度2.5.2塔板板面布置開(kāi)孔面積計(jì)算取， ,2.5.3篩孔計(jì)算及排列因?yàn)樘幚砦锵禌](méi)有腐蝕性可選用處理物系沒(méi)有腐蝕性可選用碳鋼板，取篩孔直徑篩孔按正三角形排列，取孔中心距為：篩孔按正三角形排列，取孔徑， 則 開(kāi)孔率： 篩孔數(shù)： 篩孔總面積： 2.6篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算圖9史密斯關(guān)聯(lián)圖因?yàn)?，查圖4，確定空流系數(shù)氣體通過(guò)閥孔的氣速：干板阻力計(jì)算 由于則氣體通過(guò)液層的阻力計(jì)算：氣體速率為 ： 查表確定充氣系數(shù)關(guān)聯(lián)圖得液相表面張力的阻力計(jì)算：氣體通過(guò)

15、每層塔板的液體柱高度計(jì)算： 符合要求2.6.1液面落差由于篩板塔上的正常液體流量范圍內(nèi)，的篩板液面落差可以忽略不計(jì)2.6.2液沫夾帶液沫夾帶將導(dǎo)致塔板效率下降。通常塔板上液沫夾帶量要求低于0.1kg液體/kg干氣體，則有可見(jiàn)液沫夾帶量符合要求2.6.3漏液則漏液點(diǎn)氣速穩(wěn)定系數(shù)：故本實(shí)驗(yàn)無(wú)明顯漏液可見(jiàn)不會(huì)發(fā)生嚴(yán)重漏液現(xiàn)象。2.6.4液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高度應(yīng)保證降液管中泡沫液體總高度不能超過(guò)上層塔的出口堰即由于甲醇水為一般物系取因?yàn)樗圆粫?huì)發(fā)生液泛由篩板流體力學(xué)驗(yàn)算結(jié)果可見(jiàn)，塔板結(jié)構(gòu)參數(shù)選擇基本合理，所設(shè)計(jì)的各項(xiàng)尺寸可用。2.7負(fù)荷性能圖2.7.1漏液線（氣相負(fù)荷下限線），得 則

16、對(duì)應(yīng)的漏點(diǎn)氣速為在操作線范圍內(nèi)日，任取幾個(gè)值，算出VS值計(jì)算如表6得出線表6漏液線數(shù)據(jù)Ls，m3/s0.00060.00150.0030.00450.006Vs，m3/s0.65450.67210.69310.70611.1312.7.2 液體流量下限線 令 故 在負(fù)荷性能圖 處作垂直線，即為液體流量下限線。2.7.3液體流量上限線以作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限在負(fù)荷性能圖 處作垂直線，即為液體流量上限線。2.7.4 過(guò)量液沫夾帶線以為限，則 在操作線范圍內(nèi)日，任取幾個(gè)值，算出VS值計(jì)算如表7表7 液沫夾帶線數(shù)據(jù)Ls，m3/s 0.0006 0.0015 0.003 0.0045Vs，m3

17、/s1.2331.1791.1111.0532.7.5 液泛線令 ，聯(lián)立得;所以：在操作線范圍內(nèi)日，任取幾個(gè)值，算出VS值計(jì)算如表8表8液泛線數(shù)據(jù)Ls，m3/s 0.0006 0.0015 0.003 0.0045Vs，m3/s2.6362.582.4942.4012.7.6塔板工作線 在負(fù)荷性能圖上做出斜率為的直線,塔板工作線。此線與流體力學(xué)上下限線相交于A、B兩點(diǎn)，讀出A、B兩點(diǎn)的縱坐標(biāo)值即為和，并求出操作彈性：第三章設(shè)計(jì)總結(jié) 因?yàn)榧状己退荒苄纬珊惴悬c(diǎn)的混合物，所以可直接采用傳統(tǒng)的精餾法制備高純度的甲醇溶液，本設(shè)計(jì)進(jìn)行甲醇和水的分離，采用直徑為1.4米的精餾塔，選用效率較高、結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單、加

18、工方便的單溢流方式、并采用了弓形降液盤(pán)。 由于在設(shè)計(jì)過(guò)程中，對(duì)板式塔只有一個(gè)整體的直觀認(rèn)識(shí)以及簡(jiǎn)單的工作原理的了解，而對(duì)于設(shè)備中重要部件塔板、管路等缺乏了解，查詢(xún)了各種相關(guān)書(shū)籍，走了很多彎路，但終于通過(guò)自己努力解決了其中的難題。在設(shè)計(jì)過(guò)程中，考慮到設(shè)計(jì)踏板所構(gòu)成的板式塔，不但要具有應(yīng)有的生產(chǎn)能力，滿(mǎn)足工藝 要求，還要考慮到能耗，經(jīng)濟(jì)，污染等問(wèn)題，為今后走向工作崗位很有價(jià)值。主要符號(hào)及結(jié)果序號(hào)項(xiàng)目符號(hào)單位計(jì)算數(shù)據(jù)1平均溫度65.592氣相流量m3 /s2.443液相流量m3 /s4實(shí)際塔板數(shù)-465有效高度Zm18.46塔徑Dm1.47板間距HTm0.48堰長(zhǎng)m0.989堰高m0.0610板上清

19、液層高度m0.0711堰上清液層高度m0.010112降液管內(nèi)清夜層高度m0.156713塔板壓降m0.08611214降液管底隙高度m0.0234215弓形降液管寬度m0.2111416篩孔總面積m20.10217篩孔直徑m0.00518篩孔數(shù)目-516219孔中心距tm0.001520開(kāi)孔率10.0821篩孔氣速23.9422穩(wěn)定系數(shù)K-2.123停留時(shí)間s31.1624液沫夾帶Kg液/kg氣0.000113325氣相負(fù)荷上限m3 /s2.1126氣相負(fù)荷下限m3 /s0.7227操作彈性-293第四章 附屬設(shè)備的選型與設(shè)計(jì)4.1冷凝器的選擇有機(jī)物蒸汽冷凝器設(shè)計(jì)選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為

20、：本設(shè)計(jì)取出料液溫度：冷卻水溫度：2035逆流操作：， 全凝器的熱負(fù)荷Qc的計(jì)算：因?yàn)榛亓魇窃谂蔹c(diǎn)溫度下進(jìn)入塔內(nèi)，,其中r為塔頂上升蒸汽的汽化熱，則因?yàn)樗敎囟龋楸淼迷摐囟认录状?蒸發(fā)潛熱：同理，水：， 則換熱面積： 冷凝器的型號(hào)是 4.2再沸器的選擇選用臥式U型管換熱器，經(jīng)處理后放在塔釜內(nèi)，選用的飽和蒸汽加熱傳熱系數(shù)取出料液溫度：熱流體溫度：逆流操作：， 則 換熱面積： 在廢棄的型號(hào)是第五章 塔附件的設(shè)計(jì)5.1接管的計(jì)算與選擇5.1.1進(jìn)料管 本設(shè)計(jì)采用直管進(jìn)料管，管徑計(jì)算如下： 取 查GB8163-88取5.1.2回流管 冷凝器安裝在塔頂時(shí)，回流管在管道中的流速一般不能過(guò)高，否則冷凝器高

21、度也要相應(yīng)提高，本次設(shè)計(jì)取主管回流管，流速取為查GB8163-88取5.1.3塔底出料管 塔釜流出液體的速度一般在0.51.0m/s，本次設(shè)計(jì)取查GB8163-88取5.1.4塔頂蒸汽出料管直管出氣，取出口氣速查GB8163-88取5.1.5塔底進(jìn)氣管直管出氣，取出口氣速查GB8163-88取5.2 筒體腐蝕余量壁厚選，所用材質(zhì)為A35.3 封頭本設(shè)計(jì)采用橢圓形封頭，由公稱(chēng)直徑dg=1400mm，第一塊板距封頭切線的高度h=1.2m。選用封頭Dg18006，JB1154-735.4法蘭的選取由于常壓操作，所有法蘭均采用標(biāo)準(zhǔn)管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱(chēng)直徑，選用相應(yīng)的法蘭。進(jìn)料管接管法蘭：Pg

22、6Dg50HG5010-58回流管接管法蘭：Pg6Dg40HG5010-58塔底出料管法蘭：Pg6Dg40HG5010-58塔頂出料管法蘭：Pg6Dg350HG5010-585.5裙座塔底常用裙座支撐，裙座的結(jié)構(gòu)性能好，連接出產(chǎn)生的局部阻力小，所以它是塔的主要支座形式，為了制作方便，一般采用圓筒形。由于裙座內(nèi)徑大于，故裙座壁厚去基礎(chǔ)環(huán)內(nèi)徑：基礎(chǔ)環(huán)外徑：圓整，考慮到腐蝕余量取，再沸器裙座高度取5.6人孔人孔是安裝灬檢測(cè)人員進(jìn)出的通道，人孔的設(shè)置便于進(jìn)入任何一層塔板，由于設(shè)置人孔處塔間距離大且人孔設(shè)備通過(guò)會(huì)使制造時(shí)塔件彎曲度難以達(dá)到要求，一般每個(gè)塊塔板設(shè)一個(gè)人孔。本塔共46塊板要求設(shè)置3個(gè)人孔。人

23、孔的直徑為人孔伸入塔內(nèi)部應(yīng)與塔內(nèi)部修平，其邊緣需磨圓。人孔法蘭的密面形狀及墊片用材，本設(shè)計(jì)中均與塔的法蘭相同。第六章塔總高度設(shè)計(jì)6.1塔頂部空間高度塔的頂部高度空間高度指塔頂?shù)谝粚影宓剿敺忸^的直線距離，塔頂部空間高度取6.2塔總體高度計(jì)算，第七章設(shè)計(jì)心得 本次化工原理課程設(shè)計(jì)歷時(shí)兩周，是學(xué)習(xí)化工原理以來(lái)第一次獨(dú)立的工業(yè)設(shè)計(jì)?；ぴ碚n程設(shè)計(jì)是培養(yǎng)學(xué)生化工設(shè)計(jì)能力的重要教學(xué)環(huán)節(jié)，通過(guò)課程設(shè)計(jì)使我們初步掌握化工設(shè)計(jì)的基礎(chǔ)知識(shí)、設(shè)計(jì)原則及方法；學(xué)會(huì)各種手冊(cè)的使用方法及物理性質(zhì)、化學(xué)性質(zhì)的查找方法和技巧；掌握各種結(jié)果的校核，能畫(huà)出工藝流程、塔板結(jié)構(gòu)等圖形；理解計(jì)算機(jī)輔助設(shè)計(jì)過(guò)程，利用編程使計(jì)算效率提高。在設(shè)計(jì)過(guò)程中不僅要考慮理論上的可行性，還要考慮生產(chǎn)上的安全性和經(jīng)濟(jì)合理性。 在短短的一周里，從開(kāi)始的一頭霧水，到同學(xué)討論，再進(jìn)行整個(gè)