化工原理課程設計苯－甲苯二元混合物分離操作的精餾塔設計

1、專業(yè)課程設計題目： 苯甲苯二元混合物分離操作的精餾塔設計姓 名： 學 號： 班級： 指導教師： 完成日期： 一、化工原理課程設計任務書31.1、設計名稱31.2、設計要求31.3、設計任務31.4、設計說明書的內容41.5、設計進度41.7、設計圖要求4二、文獻綜述4三、實驗方案的確定63.1、操作條件的確定63.1.1操作壓力73.1.2進料狀態(tài)73.1.3加熱方式73.2確定設計方案的原則73.2.1滿足工藝和操作的要求83.2.2滿足經濟上的要求8四、塔體計算94.1設計方案的確定94.2 精餾塔的物料衡算94.2.1原料液級塔頂、塔底產品的摩爾分率94.2.2 原料液及塔頂、塔底產品的

2、平均摩爾質量94.2.3物料衡算9五、塔板計算105.1 塔板數(shù)的確定105.1.1理論板數(shù)的求取105.1.2實際板數(shù)的求取115.2 精餾段的計算125.2.1精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據的計算125.2.2精餾段氣液負荷計算145.2.3.塔板主要工藝尺寸的計算155.2.4.篩板的流體力學驗算185.2.5.精餾段塔板負荷性能圖205.2.6.精餾段篩板塔設計計算結果匯總23六、塔附件設計256.1 附件的計算256.1.1接管256.1.2.筒體與封頭286.2 附屬設備計算286.2.1 泵的計算及選型286.2.2冷凝器296.2.3 再沸器30七、設計小結31八、參考文獻32

3、一、化工原理課程設計任務書1.1、設計名稱苯甲苯二元混合物分離操作的精餾塔設計1.2、設計要求在一常壓操作的連續(xù)精餾塔內分離苯甲苯混合物。已知原料液的處理量為（4.0 ）萬噸年（生產時間300天年，每天24小時運行），原料中含苯（40% ）（質量分數(shù)，下同），要求塔頂餾出液中苯含量為（96% ），塔底釜液中苯含量為（1% ）。已知參數(shù)：原料液溫度為20，泡點進料，塔頂壓強為4kpa（表壓），單板壓降不大于0.7kpa，全塔效率為52，塔板型式采用浮閥塔，蘇州地區(qū)建廠。其余參數(shù)自定。1.3、設計任務完成精餾塔的工藝設計，有關附屬設備的設計和選型，繪制精餾塔系統(tǒng)工藝流程圖和精餾塔結構圖，編寫設計說

4、明書。1.4、設計說明書的內容1、目錄；2、設計題目及原始數(shù)據(任務書)；3、精餾過程有關計算(物料衡算、熱量衡算、理論塔板數(shù)、回流比、塔高、塔徑塔板設計等)；4、主體設備設計計算及說明設計；5、結果概要(主要設備尺寸、衡算結果等)；6、主要進出管徑的計算；7、參考文獻；1.5、設計進度(1) 設計動員，下達設計任務書 0.5天；(2) 搜集資料，閱讀教材，擬定設計進度 1.0天；(3) 設計計算（包括電算，編寫說明書草稿） 4.0天；(4) 整理，抄寫說明書 1.0天；(5) 繪工藝流程圖和精餾塔結構圖 1.5天；1.6、設計成績評分體系成績分為五檔：優(yōu)秀、良好、中等、及格、不及格評定方法：

5、圖紙45% 說明書45% 平時10%1.7、設計圖要求1、用a2(420594)圖紙繪制裝置圖一張含接管表設備部件明細表、標題欄；2、用a2(420594)圖紙繪制設備流程圖一張；3、用坐標紙繪制苯甲苯溶液的y-x圖，并用圖解法求理論塔板數(shù)。 二、文獻綜述塔設備是煉油、化工、石油化工等生產中廣泛應用的氣液傳質設備。根據塔內氣液接觸部件的結構型式，可分為板式塔和填料塔。板式塔內設置一定數(shù)目的塔板，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上液層進行質熱傳遞，氣液相組成呈階梯變化，屬逐級接觸逆流操作過程。填料塔內裝有一定高度的填料層，液體自塔頂沿填料表面下流，氣體逆流向上（也有并流向下者）與液相接觸進行質熱傳遞，

6、氣液相組成沿塔高連續(xù)變化，屬微分接觸操作過程。工業(yè)上對塔設備的主要要求是：（1）生產能力大；（2）傳熱、傳質效率高；（3）氣流的摩擦阻力??；（4）操作穩(wěn)定，適應性強，操作彈性大；（5）結構簡單，材料耗用量少；（6）制造安裝容易，操作維修方便。此外，還要求不易堵塞、耐腐蝕等。板式塔大致可分為兩類：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮閥、篩板、導向篩板、新型垂直篩板、蛇形、s型、多降液管塔板；（2）無降液管的塔板，如穿流式篩板（柵板）、穿流式波紋板等。工業(yè)應用較多的是有降液管的塔板，如浮閥、篩板、泡罩塔板等。苯的沸點為80.1，熔點為5.5，在常溫下是一種無色、味甜、有芳香氣味的透明液體，易揮發(fā)。苯比

7、水密度低，密度為0.88g/ml，但其分子質量比水重。苯難溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一種良好的有機溶劑，溶解有機分子和一些非極性的無機分子的能力很強。甲苯是最簡單，最重要的芳烴化合物之一。在空氣中，甲苯只能不完全燃燒，火焰呈黃色。甲苯的熔點為-95 ，沸點為111 。甲苯帶有一種特殊的芳香味（與苯的氣味類似），在常溫常壓下是一種無色透明，清澈如水的液體，密度為0866克厘米3，對光有很強的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯幾乎不溶于水(0,52 g/l)，但可以和二硫化碳，酒精，乙醚以任意比例混溶，在氯仿，丙酮和大多數(shù)其他常用有機溶劑中也有很好的溶解性。甲苯的粘性為0,6

8、mpa s，也就是說它的粘稠性弱于水。甲苯的熱值為40.940 kj/kg，閃點為4 ，燃點為535 。分離苯和甲苯，可以利用二者沸點的不同，采用塔式設備改變其溫度，使其分離并分別進行回收和儲存。板式精餾塔、浮法塔都是常用的塔類型，可以根據不同塔各自特點選擇所需要的塔。篩板是在塔板上鉆有均布的篩孔，呈正三角形排列。上升氣流經篩孔分散、鼓泡通過板上液層，形成氣液密切接觸的泡沫層（或噴射的液滴群）。篩板塔是1932年提出的，當時主要用于釀造，其優(yōu)點是結構簡單，制造維修方便，造價低，氣體壓降小，板上液面落差較小，相同條件下生產能力高于浮閥塔，塔板效率接近浮閥塔。其缺點是穩(wěn)定操作范圍窄，小孔徑篩板易堵

9、塞，不適宜處理粘性大的、臟的和帶固體粒子的料液。但設計良好的篩板塔仍具有足夠的操作彈性，對易引起堵塞的物系可采用大孔徑篩板，故近年我國對篩板的應用日益增多，所以在本設計中設計該種塔型。三、實驗方案的確定3.1、操作條件的確定確定設計方案是指確定整個精餾裝置的流程、各種設備的結構型式和某些操作指標。例如組分的分離順序、塔設備的型式、操作壓力、進料熱狀態(tài)、塔頂蒸汽的冷凝方式等。下面結合課程設計的需要，對某些問題作些闡述。3.1.1操作壓力蒸餾操作通?？稍诔?、加壓和減壓下進行。確定操作壓力時，必須根據所處理物料的性質，兼顧技術上的可行性和經濟上的合理性進行考慮。例如，采用減壓操作有利于分離相對揮發(fā)

10、度較大組分及熱敏性的物料，但壓力降低將導致塔徑增加，同時還需要使用抽真空的設備。對于沸點低、在常壓下為氣態(tài)的物料，則應在加壓下進行蒸餾。當物性無特殊要求時，一般是在稍高于大氣壓下操作。但在塔徑相同的情況下，適當?shù)靥岣卟僮鲏毫梢蕴岣咚奶幚砟芰?。有時應用加壓蒸餾的原因，則在于提高平衡溫度后，便于利用蒸汽冷凝時的熱量，或可用較低品位的冷卻劑使蒸汽冷凝，從而減少蒸餾的能量消耗。3.1.2進料狀態(tài) 進料狀態(tài)與塔板數(shù)、塔徑、回流量及塔的熱負荷都有密切的聯(lián)系。在實際的生產中進料狀態(tài)有多種，但一般都將料液預熱到泡點或接近泡點才送入塔中，這主要是由于此時塔的操作比較容易控制，不致受季節(jié)氣溫的影響。此外，在泡

11、點進料時，精餾段與提餾段的塔徑相同，為設計和制造上提供了方便。3.1.3加熱方式蒸餾釜的加熱方式通常采用間接蒸汽加熱，設置再沸器。有時也可采用直接蒸汽加熱。然而，直接蒸汽加熱，由于蒸汽的不斷通入，對塔底溶液起了稀釋作用，在塔底易揮發(fā)物損失量相同的情況下，塔底殘液中易揮發(fā)組分的濃度應較低，因而塔板數(shù)稍有增加。采用直接蒸汽加熱時，加熱蒸汽的壓力要高于釜中的壓力，以便克服蒸汽噴出小孔的阻力及釜中液柱靜壓力。對于苯-甲苯溶液，一般采用1.12.0kpa（表壓）。3.2確定設計方案的原則確定設計方案總的原則是在可能的條件下，盡量采用科學技術上的最新成就，使生產達到技術上最先進、經濟上最合理的要求，符合優(yōu)

12、質、高產、安全、低消耗的原則。為此，必須具體考慮如下幾點：3.2.1滿足工藝和操作的要求所設計出來的流程和設備，首先必須保證產品達到任務規(guī)定的要求，而且質量要穩(wěn)定，這就要求各流體流量和壓頭穩(wěn)定，入塔料液的溫度和狀態(tài)穩(wěn)定，從而需要采取相應的措施。其次所定的設計方案需要有一定的操作彈性，各處流量應能在一定范圍內進行調節(jié)，必要時傳熱量也可進行調整。因此，在必要的位置上要裝置調節(jié)閥門，在管路中安裝備用支線。計算傳熱面積和選取操作指標時，也應考慮到生產上的可能波動。再其次，要考慮必需裝置的儀表(如溫度計、壓強計，流量計等)及其裝置的位置，以便能通過這些儀表來觀測生產過程是否正常，從而幫助找出不正常的原因

13、，以便采取相應措施。3.2.2滿足經濟上的要求要節(jié)省熱能和電能的消耗，減少設備及基建費用。如前所述在蒸餾過程中如能適當?shù)乩盟?、塔底的廢熱，就能節(jié)約很多生蒸汽和冷卻水，也能減少電能消耗。又如冷卻水出口溫度的高低，一方面影響到冷卻水用量，另方面也影響到所需傳熱面積的大小，即對操作費和設備費都有影響。同樣，回流比的大小對操作費和設備費也有很大影響。3.2.3保證安全生產例如苯屬有毒物料，不能讓其蒸汽彌漫車間。又如，塔是指定在常壓下操作的，塔內壓力過大或塔驟冷而產生真空，都會使塔受到破壞，因而需要安全裝置。以上三項原則在生產中都是同樣重要的。但在化工原理課程設計中，對第一個原則應作較多的考慮，對第

14、二個原則只作定性的考慮，而對第三個原則只要求作一般的考慮。 四、塔體計算4.1設計方案的確定本設計采用連續(xù)精餾流程，飽和液體進料。塔頂上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其余部分經產品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬于易分離物系，最小回流比比較小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用飽和蒸汽間接加熱，塔底產品冷卻后送至儲罐。4.2 精餾塔的物料衡算4.2.1原料液級塔頂、塔底產品的摩爾分率苯的摩爾質量 甲苯的摩爾質量 4.2.2 原料液及塔頂、塔底產品的平均摩爾質量 4.2.3物料衡算總物料衡算 易揮發(fā)組分物料衡算 聯(lián)立以上二式得： 五、塔板計算5.1 塔板數(shù)的確定5.1

15、.1理論板數(shù)的求取(1)相對揮發(fā)度的求取苯的沸點為80.1，甲苯額沸點為110.61 當溫度為80.1時 解得，2 當溫度為110.6時 解得，則有 苯、甲苯屬理想物系，可采用m.t.圖解法求(1) 根據苯、甲苯的氣液平衡數(shù)據作y-x圖及t-x-y圖，見圖紙（圖-1）（圖-2）。(2)求最小回流比 及操作回流比 。因泡點進料，在圖-1中對角線上自點e（0.44,0.44）作垂線即為進料線（q線），該線與平衡線的交點坐標為，此及最小回流比時操作線與平衡線的交點坐標。依最小回流比計算式：回流比為最小回流比的2倍，即(3)求理論板。精餾段操作線方程 提餾段操作線方程 由圖-1作圖法解得：=13層（不

16、包括再沸器），精餾段理論板數(shù)為5，提餾段為8層，第6塊板為進料板。5.1.2實際板數(shù)的求取取全塔效率為0.52，則有 5.2 精餾段的計算5.2.1精餾塔的工藝條件及有關物性數(shù)據的計算(1)操作壓力的計算塔頂?shù)牟僮鲏毫?每層塔板的壓降 進料板壓力 精餾段平均壓力 (2)操作溫度的計算依據操作壓強，依下式試差計算操作溫度： 試差計算結果，塔頂溫度 進料板溫度 精餾段平均溫度 (3)平均摩爾質量計算塔頂平均摩爾質量的計算，進料板平均摩爾質量的計算由理圖-1可知，精餾段的平均摩爾質量為(4)平均密度計算 氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程式計算，即 液相平均密度計算液相平均密度計算依下式計算，即：塔

17、頂液相平均密度的計算。由，查液體在不同溫度下的密度表得： 進料板液相平均密度的計算。由，查液體在不同溫度下的密度表得： 精餾段的平均密度為：(5)液體平均表面張力的計算液相平均表面張力依下式計算，即：塔頂液相平均表面張力的計算。進料板液相平均表面張力的計算。 精餾段平均表面張力為：(6)液體平均黏度計算液相平均黏度依下式計算，即：塔頂液相平均黏度的計算： 精餾段液相平均黏度為：5.2.2精餾段氣液負荷計算(1)塔徑的計算精餾段的氣、液相體積流率為： 5.2.3.塔板主要工藝尺寸的計算塔徑d取板間距，板上液層高度，則由，式中c由求取，其中由篩板塔汽液負荷因子曲線圖查取，取安全系數(shù)為0.7，則空塔

18、氣速為：按標準塔徑圓整后為。塔截面積為：(1)溢流裝置計算選用單溢流、弓形降液管，采用平形受液盤及平行溢流堰，不設進口堰。各項計算如下：1 溢流堰長取 2 出口堰高，由, 查圖知e為1.02則取板上清液層高度故3 弓形降液管寬度和截面積：由，查弓形降液管參數(shù)圖得： 則：，驗算液體在降液管中停留時間，即：故降液管設計合理。4 降液管底隙的流速，則：故降液管底隙高度設計合理。 (2)塔板布置 邊緣區(qū)寬度確定：取安定區(qū)寬度，邊緣區(qū)寬度 開孔區(qū)面積計算。開孔區(qū)面積計算為：其中 故 篩孔數(shù)與開孔率由于苯和甲苯沒有腐蝕性，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t為：篩孔數(shù)目n為：開孔率為

19、：（在5%-15%范圍內）每層塔板上的開孔面積為 氣體通過篩孔的氣速為：(2)精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度為：提餾段有效高度為：在進料板上方開一人孔，其高度為0.8m，故精餾塔的有效高度為：5.2.4.篩板的流體力學驗算(一)氣體通過篩板壓強降相當?shù)囊褐叨纫朗剑?干板壓強將相當?shù)囊褐叨扔嬎阌?，查篩板塔汽液負荷因子曲線圖得故 氣體穿過板上液層壓強降相當?shù)囊褐叨扔嬎?查充氣系數(shù)關聯(lián)圖得。故。 液體表面張力的阻力計算。液體表面張力所產生的阻力由下式計算，即：氣體通過每層塔板的液柱高度按下式計算：氣體通過每層塔板的壓降為： (3) 霧沫夾帶量的驗算液沫夾帶按下式計算：故在本設計中霧沫夾帶量

20、在允許的范圍內。(4) 漏液驗算漏液點氣速按下式計算：穩(wěn)定系數(shù)為故在本設計中無漏液。(5) 液泛為防止塔內發(fā)生液泛，降液管內液層高應服從下式所表示的關系，即：苯甲苯物系屬一般物系，取，則：而 板上不設進口堰，按下式計算：，故本設計中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象。5.2.5.精餾段塔板負荷性能圖 (1)霧沫夾帶線以為限，求關系如下：由整理得在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表表4-2 霧沫夾帶線計算結果 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 2.418 2.324 2.202 2.101 由上表數(shù)據即可作出霧沫夾帶線1 (2)液泛線 (1) 近似取e為1.0，由此可知

21、由 將為0.4，為0.047，及上式代入關系式：整理得在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表表4-3液泛線計算表 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 3.583 3.394 3.130 2.883 由上表即可作出液泛線2(3)液相負荷上限線以作為液體在降液管中停留時間 據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷上限線3。(4)漏液線由 代入漏點氣速式：得：在操作范圍內，任取幾個值，依上式計算出值，計算結果列于下表表4-1 漏液線計算結果 0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 0.518 0.532 0.549 0.563 由上表數(shù)據即可作出

22、漏液線4(5)液相負荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度=0.006m作為液相負荷下限條件取e為1.0則據此可作出與氣體流量無關的垂直液相負荷下限線（5）根據以上各線方程，可作出篩板塔的負荷性能圖，如圖紙（3）精餾段負荷性能圖在負荷性能圖上，作出操作點p(0.86,0.0024)，連接op，即作出操作線。由上圖可看出，該操作上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得： = 0.502 = 2.01 故操作彈性為：/=4.005.2.6.精餾段篩板塔設計計算結果匯總序號項目數(shù)值1234567891011121314151617181920212223242526272829平均溫度平均壓力氣相流量液

23、相流量塔的有效高度實際塔板數(shù)塔徑/m板間距m溢流形式降液管形式堰長/m堰高/m溢流堰寬度/m管底與受液盤距離/m板上清液層高度/m孔徑/mm孔間距/mm孔數(shù)開孔區(qū)面積/篩孔氣速/(m/s)塔板壓降/kpa液體在降液管中停留時間/s降液管內清夜層高度/m霧沫夾帶量/(kg液/kg氣)負荷上限負荷下限氣相最大負荷/氣相最小負荷/ 操作彈性90.8108.80.860.002410.4101.40.40單溢流弓形0.9240.0470.17360.0320.065.015.042460.00510.320.52913.340.1270.0047霧沫夾帶控制漏液控制2.010.5024.00 六、塔附

24、件設計6.1 附件的計算6.1.1接管(1)進料管進料管的結構類型很多，有直管進料管、彎管進料管、t形進料管。本設計采用直管進料管。f=5600kg/h , =792.6kg/ 則體積流量 管內流速則管徑取進料管規(guī)格452.5 則管內徑d=39mm進料管實際流速(2)回流管采用直管回流管，回流管的回流量塔頂液相平均摩爾質量,平均密度則液體流量取管內流速則回流管直徑可取回流管規(guī)格322.5 則管內直徑d=27mm回流管內實際流速(3)塔頂蒸汽接管塔頂蒸汽密度塔頂汽相平均摩爾質量則整齊體積流量：取管內蒸汽流速則可取回流管規(guī)格2197 則實際管徑d=205mm塔頂蒸汽接管實際流速(4)釜液排出管塔底

25、w=36.13kmol/h 平均密度平均摩爾質量體積流量：取管內流速則可取回流管規(guī)格332.5 則實際管徑d=27mm塔頂蒸汽接管實際流速(5)塔釜進氣管v=111.28 相平均摩爾質量塔釜蒸汽密度塔頂汽相平均摩爾質量則塔釜蒸汽體積流量：取管內蒸汽流速則可取回流管規(guī)格20010 則實際管徑d=180mm塔頂蒸汽接管實際流速(6)法蘭 由于常壓操作，所有法蘭均采用標準管法蘭，平焊法蘭，由不同的公稱直徑，選用相應法蘭。進料管接管法蘭：pn6dn70 hg 5010回流管接管法蘭：pn6dn50 hg 5010塔釜出料管接法蘭：pn6dn80 hg 5010塔頂蒸汽管法蘭：pn6dn500 hg 5

26、010塔釜蒸汽進氣管法蘭：pn6dn500 hg 50106.1.2.筒體與封頭(1)筒體 壁厚選6mm 所用材質直徑為a3 (2)封頭 封頭采用橢圓形封頭，由公稱直徑dn=1400mm, 查板式塔曲面高度表得曲面高度 h1=450mm，直邊高度h0=40mm，內表面積f封=3.73m2 容積v封=0.866m3選用封頭 dn14006，j13-1154(3)裙座由于裙座內徑800mm，故裙座壁厚取16mm基礎環(huán)內徑：基礎環(huán)外徑：圓整 基礎環(huán)厚度，考慮到腐蝕余量取18mm 考慮到再沸器，裙座高度取3m， 地角螺栓直徑取m30(4)塔總體高度的設計塔的頂部空間高度為1200m （取除味器到第一塊

27、板的距離為600mm）塔底高度h1=htn5150=400(24-1)+50150=9.95mh=h1+h裙+h封+h頂=9.95+3+0.49+1.2=15.58m6.2 附屬設備計算6.2.1 泵的計算及選型進料溫度tq=99.5 已知進料量f=5600kg/h=1.56kg/s 取管內流速則故可采用gb3091-93 573.5的油泵則內徑d=57-3.52=50mm 代入得取絕對粗糙度為則相對粗糙度為摩擦系數(shù) 由 =0.034進料口位置高度h=100.4+0.62=5.2揚程可選擇泵為is5032-1606.2.2冷凝器塔頂溫度td=82.1 冷凝水t1=20 t2=30 則由td=8

28、2.1 查液體比汽化熱共線圖得又氣體流量vh=3661.2m3/h塔頂被冷凝量 冷凝的熱量取傳熱系數(shù)k=600w/m2k，則傳熱面積冷凝水流量6.2.3 再沸器塔底溫度tw=108.89 用t0=135的蒸汽，釜液出口溫度t1=112則 由tw=108.89 查液體比汽化熱共線圖得又氣體流量vh=3567.6m3/h 密度則取傳熱系數(shù)k=600w/m2k，則傳熱面積加熱蒸汽的質量流量 七、設計小結經過一個星期的努力，終于完成了苯甲苯二元混合物分離操作的精餾塔設計的課程設計?？偟膩碚f，這次設計的內容復雜繁瑣，但只要細心地計算，一步一步的把思路縷清晰，就能夠完成課程設計的任務。萬事開頭難，剛開始著

29、手計算時，思路有點混亂，不知道應該先算哪個儲料罐里的物料量。在老師詳細地講解與分析下，終于茅塞頓開。程老師仔細地把計算過程中容易算錯的位置給我們指出，并且把工藝流程仔細地講解了一遍。接下來的計算可以說是游刃有余了。我們這一組的同學趁熱打鐵，把老師講解的東西鞏固了一遍后就開始認真地計算了。雖然在計算的過程中仍會遇到一些小小的困難，但是通過與同學和組員之間的討論，問題也很快就解決了。經過一天的認真計算，大概完成計算部分，接下來就是完成電子檔部分了。電子檔部分的輸入比較繁瑣，還有公式的輸入和排版問題。我們小組分工合作，一部分一部分的完成，經過反復得修改，終于完成了初稿。經過老師的審閱和指正，我們最終完成了本次課程設計的電子說明書部分。最后就只剩下畫圖部分了。因為本次課程設計的任務要求是需要畫一張auto cad的工藝流程圖和一