乙醇30%、正丙醇70%_課程設(shè)計(jì)

1、1設(shè)計(jì)任務(wù)物料組成：為乙醇 30%正丙醇70% （摩爾分率）；產(chǎn)品組成：塔頂乙醇含量99%塔底釜液丙醇含量 98%操作壓力：（塔頂絕壓力）；回流液溫度：為塔頂蒸汽的露點(diǎn)；加熱體系：間接蒸汽加熱，加熱蒸汽壓力為5kgf/cm 2 （絕壓）；冷凝體系：冷卻水進(jìn)口溫度 20 C,出口溫度45 C；熱量損失：設(shè)備熱損失為加熱蒸汽供熱量的5%;料液定性：料液可視為理想物系；年處理量：15000噸；工作日：每年工作日為 65天，每天24小時(shí)連續(xù)運(yùn)行；進(jìn)料方式：飽和液體進(jìn)料，q值為1;塔板類型：浮閥塔板。廠址選地：馬鞍山市當(dāng)涂縣烏溪鎮(zhèn)2設(shè)計(jì)方案蒸儲裝置包括精微塔、原料預(yù)熱器、蒸儲釜（再沸器） 、冷凝器、釜液

2、冷卻器和產(chǎn)品冷卻器等設(shè)備。蒸儲過程按操作方式的不同，分為連續(xù)蒸儲和間歇蒸儲兩種流程。連續(xù)蒸儲具有生產(chǎn)能力大，產(chǎn)品質(zhì)量穩(wěn)定等優(yōu)點(diǎn)，雖然本課程設(shè)計(jì)中年處理量較?。?5000噸/年），但仍采用連續(xù)蒸儲的方式。蒸儲過程根據(jù)操作壓力的不同，可分為常壓、減壓和加壓蒸儲。本設(shè)計(jì)中，由于物料乙醇、正丙醇都是易揮發(fā)有機(jī)物，所以常壓操作，塔頂蒸汽壓力為大氣壓，全塔的壓力降很小。由任務(wù)書給定，進(jìn)料熱狀況為泡點(diǎn)進(jìn)料，加熱方式采用間接水蒸氣加熱， 設(shè)置再沸器。塔底設(shè)冷凝回流裝置。工藝流程設(shè)計(jì)：圖：原料液的走向考慮到蒸氣壓力對設(shè)備要求等各方面的影響,選用的蒸氣壓力為5kgf/cm2低壓蒸氣LM 再沸器E-102冷凝水 W

3、C冷卻水CW全凝器E-103冷卻器E-105冷卻器E-104圖：冷凝水的走向 換熱器內(nèi)物料走殼程，冷卻水走管程3精微塔物料衡算物料衡算已知數(shù)據(jù)：乙醇的摩爾質(zhì)量MA=46.07kg/kmol,正丙醇摩爾質(zhì)量 MB=60.1kg/kmolXf =Xd= X原料處理量 F= (15000X 1000) / ( 65X24 X MA) =h總物料流量衡算 F D Wx Xl塔底物料流量衡算：W F D xFkmol/hD F W kmol/h摩爾衡算原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的流量和平均摩爾質(zhì)量M F Xf M A 1XfM b =55.89 kg/kmolM VDM Xd M A 1XdM B =46.

4、21 kg/kmolM W Xw M A 1 Xw Mb =59.82 kg/kmol4塔體主要工藝尺寸塔板數(shù)的確定4.1.1 塔板壓力設(shè)計(jì)常壓操作，即塔頂氣相絕對壓力p=110.925 kPa預(yù)設(shè)塔板壓力降：0.6 kPa估計(jì)理論塔板數(shù)：16估計(jì)進(jìn)料板位置：10塔底壓力：FW 101.325 0.6 16 110.925 kPa進(jìn)料板壓力：P進(jìn)106.725 kPa精微段平均壓力：Pm104.025kPa4.1.2 塔板溫度計(jì)算溫度（露點(diǎn)）-氣相組成關(guān)系式：00y匹rP Pa Pb溫度-飽和蒸汽壓關(guān)系式（安托因方程）：lg Pb 6.744141375 .14193 .0 t各層塔板壓力計(jì)算

5、公式：XaPbP Pa1Xa(4)乙醇：lg P A7.338271652 .05(2)t 231 .48正丙醇:塔頂：已知乙醇的氣相組成 y為產(chǎn)品組成，操作壓力為常壓，則通過聯(lián)立（1）、（2）、（3）可求得操作溫度及組分飽和蒸汽壓；塔底：已知乙醇組成，操作壓力經(jīng)初步計(jì)算為。通過聯(lián)立（可得實(shí)際操作溫度及組分飽和蒸汽壓。（計(jì)算過程使用 excel軟件進(jìn)行迭代計(jì)算）結(jié)果如下：塔頂：tD78.625 cpA102.538 kPapB塔底：tw100.065 cPa219.145 kPaPb進(jìn)料板（數(shù)據(jù)取自后文塔板物料衡算結(jié)果）：tf99.093 cpA175.976 kPapB2）、（3）、（4）并

6、進(jìn)行迭代48.029 kPa108.706 kPa85.983 kPa4.1.3物料相對揮發(fā)度計(jì)算Pa,根據(jù)上文求出的數(shù)據(jù)可得:Pb塔頂:塔底:進(jìn)料板:平均相對揮發(fā)度:4.1.4回流比計(jì)算最小回流比RminXdypVp Xpq線方程：采用飽和液體進(jìn)料時(shí)q=1,故q線方程為:Xp=Xf =(6)相平衡方程:Xp2.065 xp11 .065 Xp(6),(7)聯(lián)立得：X代入式(5)可以求得：Rmin=(x D-y p) /(yp-xp)=/最小理論板數(shù)N min,Xdlg1Xd1XwXwlg最適回流比 Ropt0.3748 NmiT71.3536Nm：0203Rmin4.1.5塔板物料衡算精福段

7、操作線方程:R1yX XdR 1 R 1，代入數(shù)據(jù)得:3-1y=+提福段操作線方程:R' 11-RX RXw 'RRy 1.532 x-0.011相平衡方程：y, V'，一 r(R' )，代入數(shù)據(jù)得:W2.065x1 1.065x物料衡算過程模式Xn-1y n在同一塔板上的計(jì)算運(yùn)用相平衡方程，上下塔板間的計(jì)算，運(yùn)用操作線方程表：塔板物料數(shù)據(jù)層數(shù)y值x值備注1塔頂2345678910進(jìn)料板1112131415底層塔板16塔釜4.1.6 實(shí)際塔板數(shù)的計(jì)算4.1.6.1 黏度（通過液體黏度共線圖差得）乙醇、正丙醇黏度共線圖坐標(biāo)值物質(zhì)含量XY乙醇1止丙醇查表可得：全塔平

8、均溫度為：90.209 C物料在平均溫度下的粘度，通過查表可得：乙醇： A 0.350 mPa/s正丙醇： B 0.550 mPa /s全塔平均黏度計(jì)算公式：lg Xf lg A 1Xf lg B代入數(shù)據(jù)可得平均粘度0.491 mPa /s4.1.6.2 總塔板效率普特拉一博伊德公式：E 0.490.245代入相關(guān)數(shù)據(jù)得：E 0.4884.1.7 實(shí)際塔板數(shù)計(jì)算精微段板數(shù)N蚌 9 E 19提儲段板數(shù)N捍 6.5 E 14女E總板數(shù)N33（不包括塔釜再沸器）塔徑計(jì)算4Vs4.2.1平均摩爾質(zhì)量計(jì)算塔頂M vdmXdM aXd M b46.21kg/kmolM ldmXiM aXi M b46.3

9、6kg/kmol進(jìn)料板xA 0.1110 . 205M vfmYfMVa M b57.218kg/kmolMlfmXfMXf M58.539kg/kmol精福段Mvm0.5 MvdmM vfm51.714 kg / kmolMlm0.5 M ldmM lfm52.448kg/kmol4.2.2平均密度計(jì)算氣相平均密度有理想狀態(tài)方程計(jì)算，即VmPRTf 1.803kg/m液相平均密度塔頂tD78.625 c查手冊有:LDM3740 kg /m33740 kg /m3進(jìn)料板tF 92.908 c 查表有:_3725 kg / m_ 一 3742 .5kg /mLFM_ 一一 一 一 3740 .

10、934 kg / m/ B1X A / A 1 X B精儲段液相平均密度LM ( LDMLFM )/23740.467 kg/m4.2.3 液相表面張力計(jì)算塔頂tD 78.625C查手冊有:LDM17.832mN/m進(jìn)料板tF 92.908 c 查表有：16.2mN/m18.1mN /mL FMXaM a 1xF MB 17 .737 mN / m精微段平均表面張力LM (17.7 17.778)/217.739mN/m4.2.4 塔徑計(jì)算精微段氣液體積流率為VsVM VM3600 vm1.965 mLsLM LM 3600LM0.00405LhVh)“20.0412取板間距HT0.45m板上

11、液層高度上 0.06mHThT0.45 0.06 0.39m查史密斯關(guān)聯(lián)圖有:C200.087l x 0.217 . 739 、0.2C C 20 ( -)0 .087(-)0.08492020U max C ：L V 1 .719 m /s取安全系數(shù)為U 0.7U max4Vs DSV0.7則空塔氣速為:0.71 .442u按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后塔截面積2At1 .64實(shí)際空塔速度為:精儲塔有效高度計(jì)算1.7191 .203 m / s1.6 m2.011 m每隔68塊塔板設(shè)一人孔，為進(jìn)料板和塔頂各設(shè)一人孔塔頂空間 塔底空間 裙座高度 全塔設(shè)裙座6個(gè)人孔,精儲塔高度HVsA T1.2m1.4 m1

12、.5 m分別位于塔底以下為塔底空間的計(jì)算過程:1.9650 .977 m / s2 .011設(shè)有人孔處板間距調(diào)整為0.6 m。同時(shí)，塔底、塔頂、6 - 20.6取釜液在塔底停留時(shí)間為6 min ,釜液距離底層塔板釜液流量為:qw一60WsM w儲存釜液高度:H q W At(331 m。7、14、21、28 層塔板。-4)0.45 H裙座1 9.55 m131 .05960 .0170.137 m60738min0 .1372 .0110 .408 m塔底空間高度:精儲塔熱量衡算H 11.408 m 1.4m4.5.1 塔頂冷凝器的熱量衡算目的：對塔頂冷凝器進(jìn)行熱量衡算以確定冷卻水的用量如圖4

13、-2所示，對精微塔塔頂冷凝器進(jìn)行熱量衡算4.5.1.1 熱量衡算式Qv Ql Qd Qw式中 q'塔頂蒸氣帶入系統(tǒng)的熱量；Q回流液帶出系統(tǒng)的熱量；Q播出液帶出系統(tǒng)的熱量；Qv 冷凝水帶出系統(tǒng)的熱量。4.5.1.2 基準(zhǔn)態(tài)的選擇上文中已經(jīng)求出塔頂蒸汽溫度tw 78.6252 c,該溫度也為回流液和儲出液的溫度。同時(shí)，操作壓力為。以塔頂操作狀態(tài)為熱量衡算基準(zhǔn)態(tài)，則Q.= Qd=04.5.1.3各股物料熱量計(jì)算查得乙醇和正丙醇正常沸點(diǎn)為和，在正常沸點(diǎn)下的汽化烙分別為mol、 mol使用Watson公式計(jì)算乙醇與正丙醇在78.625 C的汽化燃0.381 TAVLV式中T L一對比溫度 r T

14、cTc 臨界溫度查得乙醇與正丙醇的臨界溫度分別為:對于乙醇:TM351.45Tc516.250.6808 ,Tr2351 .775516 .250.6814因此,vH1 vHm(T1)(1Tr2TM、0.38)38.561 0.68141 0.68080.38_138.531kJ mol對于丙醇:TMTTc370 .25536 .750.6898 ,Tr2TTc351 .7752536 .750.6554因此,vHvHm(1)(Tr21 TM)0.3841.441 0.65541 0.68980.3843.130kJ mol 1由此可計(jì)算進(jìn)入塔頂冷凝器蒸氣的熱量為Qv VXd vH m乙醇(9

15、9.6722 C )V (1)vH m丙醇(99 .6722 C )43.130 )246 .558(0.9938.531 + 0.01_ 19467 .529 kJ h代入到熱量衡算式中，可求得塔頂冷凝器帶走的熱量為Q'w9467 .529 kJ h冷卻水的用量設(shè)冷卻水的流量為qmK ,則 'QW= qmK Ggti)已知：ti = 25C t2=45Ct L 25 45以進(jìn)出口水溫的平均值為定性溫度：tt一t24535cm 22查得水在35c時(shí)的比熱容為：Gm= (kg. )qm水'Q WCpm(t23)6892 .3834.175 (45 25)82.4322 (

16、kg / h) 4.5858 (kmol / h)4.5.2全塔的熱量衡算目的：確定再沸器的蒸汽用量如圖4-3所示，對精儲塔進(jìn)行全塔的熱量衡算圖4-3全塔熱量衡算圖4.5.2.1熱量衡算式根據(jù)熱量衡算式，可得Q F QV QD QW由設(shè)計(jì)條件知:Ql=5%Qv = QvQf + Qv =Qd + Qw+Qw式中Qf 一進(jìn)料帶入系統(tǒng)的熱量Qv 加熱蒸汽帶入系統(tǒng)的熱量Qd一播出液帶出系統(tǒng)的熱量Qw 一釜?dú)堃簬С鱿到y(tǒng)的熱量Qw冷卻水帶出系統(tǒng)的熱量Ql 一熱損失各股物流的溫度由上文計(jì)算結(jié)果：tF= 92.908 C t d= 78.625 C tw= 99.093 C基準(zhǔn)態(tài)的選擇以、78.625 C的

17、乙醇和正丙醇為熱量衡算的基準(zhǔn)態(tài)，且忽略壓力的影響，則Q=0各股物流熱量的計(jì)算由于溫度變化不大，采用平均溫度78.62599.09392 . 908即tm 90 .209 C .用3據(jù)：Canaja J2 aj3aT4pm01234查汽液物性估算手冊得:1a 04 .396 J mol K乙醇：a10.62810 3Jmol1Ka25.54610 5Jmol1K81a37.02410 8 J mol 1 K111a 42 .68510 11 J mol 1 K11a04.712J mol 1 K 1312a16.565 10 3J mol 1 K 2正丙醇： 513正丙醇：a26.310 10

18、5 J mol 1 K 3a38.341 10 8J mol 1 K111a43.216 10 11J mol 1 K故乙醇的比熱容為：4.5.2.5 加熱蒸汽的用量C pm (4.3960.62810 3363 .3595.5467.02410 8363 .359 32.68510 11105363 .359 24363 .359 4 )8.3141102 .990 J mol 1 K丙醇的比熱容為：pm(4.7126.56510 3 363 .359538.34110 5363 .359 33.2161199 .939 J mol 1 K 156.31010 5363 .35911410

19、11363 .359 4) 8.314由此可求得進(jìn)料與釜?dú)堃旱臒崃糠謩e為Qf Fx fC pmZB (tF 78.625 )171 .7930 .25102 .990171 .793(10.25 )991247093.840 kJ mol 1 )Qw WXwCpm乙醇(tw 78.625 )131 .060.02102 .990131 .060.9899 .9391268253.662 (kJ mol 1)將以上結(jié)果代入到熱量衡算式中F (1XF)Cpm 丙醇(tF 78 .625 )(92 .90878 .625 ).939(92 .90878 .625 )W(1Xw)Cpm丙醇(tw78.

20、625 )(99.09378.625 )(99 .09378.625 )247093 .8400.95QV 0268253 .6626892 .383解得：QV106746 .8198 kJ h熱損失為： QL0.05QV 0.05 106746.8198 5337.34kJ h設(shè)加熱蒸汽的用量為qm，則：QVr。已知蒸氣的壓力為5kgf/cm2 （絕壓），查得該壓力下蒸汽的汽化熱為r = 2113kJ/kg由此可求得再沸器的加熱蒸汽用量為Qv 106746 .81981q m 50.52 kg hr21135板主要工藝尺寸計(jì)算溢流裝置計(jì)算因塔徑D=1.6m,可選單溢流的弓形降也管，采用凹形受

21、液盤堰長lw取 lw=0.96m溢流堰高度hW堰上液層高度hOW 0.015取上層清夜層高度hL 0.06 mhW 0.060.0150.045 m弓形降液管寬度W和截面積A由 lWD二查資料，得Af/AT= Wd/D=故 A=x = m2W=x = m依下式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即13.618 5s3600 Af Ht 3600 0.0877 0.45Lh28.95 10 4 3600故降液管的設(shè)計(jì)合理5.1.4降液管底隙高度h0h0 hw 0.0060.039 s'選用凹形更攸盤，深度 hhw=0.05 mw塔板布置塔板的分塊因D>800mm故采用分塊式，4塊塔板。邊緣

22、寬度的確定B Wd0.175m,Wc0.05m開孔區(qū)面積的計(jì)算開孔區(qū)面積Aa按下式計(jì)算2r .1 xsin 一180rWCCWF其中:Wf1.421.420.1750.050 .455 (m)0.050.65 (m)2 0.4551 .0776 (m2)180r .1/X、sin (-)1 r0.65 20.455210.65 2 sin 11800.4550.65閥孔計(jì)算本流程所處理的物系無腐蝕性，可選用8=3mmM鋼板。5.4.1塔板壓降5.4.1.1干板阻力he計(jì)算采用FIQ-4A型浮閥，相關(guān)數(shù)據(jù)如下:閥厚/m閥重/kg閥孔孔徑d0/m閥孔排列采用叉排方式按正三角形排列取三角形孔心距t

23、= 0.075 m ,列寬h0.065m作圖得到排列閥孔數(shù) n = 242閥孔總面積 A0n 0.0382 /4真實(shí)閥孔氣速uVS1.965o -2 7.158 m sA02420.038 2 /4浮閥全開時(shí)的閥孔氣速稱為閥孔臨界氣速。閥孔臨界氣速與閥孔臨界動能因子F。有如下關(guān)系:u0F0其中F。的經(jīng)驗(yàn)值為912。上面求得u07.158 m s1代入上式得：F0 =,滿足經(jīng)驗(yàn)值所在范圍，因此，閥數(shù)取242符合工藝要求。閥孔的流體力學(xué)驗(yàn)算0.175閥全開前：hc 19.9匕一 0.0379mL2閥全開后：hc 5.34 uL0.0339m2g L式中hc干板壓降，m液柱；U0篩孔氣速，m/s;板

24、上液層的有效阻力hih ih w h ow對于浮閥塔板，取hw外土！高， m；how堰上液流高度， m代入數(shù)據(jù)得：h10.0327m液體表面張力產(chǎn)生的阻力 h較小，在計(jì)算時(shí)可忽略。5.4.1.3 總壓降每層塔板壓降為閥全開前：hthi ，0.0706 m閥全開后：hthi ，0.0666 m液泛對于浮閥塔，液面落差很小，且本設(shè)計(jì)的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差造 成的影響。液體通過降液管的壓強(qiáng)降Hdhd ht hLH d指降液管中清夜層高度hL為板上清夜層高度，取值為 hL hw how 0.06mht為塔板總壓降hd指與液體流過降液管的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，主要有降液管底隙處的局部阻力?/p>

25、成。由于塔板上未設(shè)置進(jìn)口堰，可按下式計(jì)算:Ls 20.004052hd0.2()20.2 () 20.00459mlwho0.960.039綜上，閥全開前：h d 0.004590.07060.060.135 m閥全開后：h d 0.004590.06660.060.131 m取全開后的壓降為設(shè)計(jì)壓降，即Hd 0.131m乙醇與正丙醇屬于不易發(fā)泡物質(zhì)，其泡沫層的相對密度取為防止液泛，應(yīng)保證降液管中泡沫液體的高度不能超過上層塔板的出口堰，即HdHt hwH t hw 0.6(0.450.045)0.297 Hd可見，目前的設(shè)計(jì)數(shù)據(jù)符號要求。5.4.3液沫夾帶對浮閥塔板多采用泛點(diǎn)率來間接判斷液沫夾

26、帶量。泛點(diǎn)率是設(shè)計(jì)負(fù)荷與泛點(diǎn)負(fù)荷之比。泛點(diǎn)率可由下列兩式求得，然后采用計(jì)算結(jié)果中較大值：F11 .36 LsZKC f Ab100 %F2100 %0.78 KC f At板上液體流程長度,m ,對單流型塔板:DW dAbZ D塔徑，2Wd；AtA f將液管的寬度，板上液流面積，A b At 2Af；塔板截面積，m降液管截面積，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù)，由圖讀 物性系數(shù)，見表。對單流型塔板:出;減壓塔：Fi< 75 % 77 %期性觸KK730.6DJ計(jì)算得出的泛點(diǎn)率必須滿足下述要求，否則應(yīng)調(diào)整有關(guān)參數(shù)，重新計(jì)算。塔徑大于 900 mm : F i< 80 % 82 % ;塔徑小于 900 m

27、m : F 1< 65 % 75 %;松施糠（耐熱豺形蛭定獻(xiàn)的娥的 祓及乙端再燒）隊(duì)舞科嘴）由圖讀出，泛點(diǎn)負(fù)荷系數(shù) Cf =,由表查出，物性系數(shù)K = 1。Vs1 . 96527 .2350 .781 . 9651 .36 L S ZKC f Ab100 %1 .803.140 .4671 .8031 .3610 . 121 .781KC f At100 %1 .8030 .781140 .4670 .121 .8032 .011100 %0.0041 .2 100 %26 .251取較大值。塔徑大于900 mm,符合工藝要求。漏液漏液點(diǎn)氣速計(jì)算式:uo min*m9, Fomin為漏液

28、點(diǎn)動能因子，取值范圍為56,本設(shè)計(jì)中取5。u o m in.1.8033.724 m s -1實(shí)際孔速-1 、uo 7.158 m s >uomin穩(wěn)定系數(shù)u。7.158符合K>u 0 m in3.7241 .922,故在本系統(tǒng)中無明顯漏液現(xiàn)象。5.4.5塔板負(fù)荷性能圖漏液線方程閥孔氣速要求不小于漏液點(diǎn)氣速，當(dāng)兩者恰好相等時(shí)，剛好滿足設(shè)計(jì)要求，故漏液線方程可以粗略的處理為VS uomin AO式中，Ao為閥孔總面積。VsUominAo 3.724 0.274 1.022m s在設(shè)計(jì)范圍內(nèi)，任取幾個(gè) Ls值，依上式計(jì)算出 VS值，計(jì)算結(jié)果列于表 11-1。3 ,、Ls(m 一3，、V

29、s (m 液沫夾帶線3.25.7 10 6 UaLH T h fVs2.0110.1151.036Vshf 2.5hL 2.5 hwhowhw0.045 mhow2.8410002/33600 Ls0.840.749 L2S3 *hf 0.1125231 .8733 LsHt hf 0.3381 .8733 L2S3.2由 ev 一 3，、 Vs (m .7 10 ：7112V_h0.1kg 液 /kg 氣整理得到17.74102.471313 .1804 L S3液沫夾帶線方程：Vs4.82325.722 LS/3取部分?jǐn)?shù)據(jù)作出LS、VS關(guān)聯(lián)表：液相負(fù)荷下限線對于平直堰，堰上液層高度為作為最

30、小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)2.843600 L show E S1000iw230.006 m M E為1,可得液相負(fù)荷下限線:LSm.0.00439m3 s 15.4.4.4 液相負(fù)荷上限線4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限則通過式:AfHTLs4可得液相負(fù)荷上限線為：Lsmax0.0129m5.4.4.5 液泛線令HdHt hwhp hihdHphch1 hhihi聯(lián)立,hwhow忽略how與Lshd與LS, hc與Vs的關(guān)系式代入，整理得22aVS b cLSd L2/3s式中0.051Ht1 hw2/336000.153/ Iwh。23 2.84 10 E1將有關(guān)數(shù)據(jù)代入求得:a' 0.00429b' 0.22725c' 121.183 d' 1.0591222 / 30.00429 Vs 0.22725 121.183 Ls1.0591 Ls在設(shè)計(jì)范圍內(nèi)，取部分 Vs,求出相應(yīng)的Ls,列表如下:.3 ,、L S (m 一 3，、Vs (m 負(fù)荷性能圖根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖：A液沫夾帶線；B液泛線；C漏液線D液相負(fù)荷上限線；E液相負(fù)荷下限線；F實(shí)際操作線由圖可知