化工原理課程設(shè)計報告

化工原理課程設(shè)計報告目錄TOC\o"1-4"\h\u第一節(jié)方案簡介 方案簡介1.1方案設(shè)計本設(shè)計任務(wù)為分離苯－乙苯雙組分均相混合液。對于二元混合物的分離應(yīng)采用連續(xù)精餾。精餾過程的流程設(shè)計如下：如圖1所示。原料液由高位槽經(jīng)過預(yù)熱器預(yù)熱后進入精餾塔內(nèi)。操作時連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品（釜殘液）再沸器中原料液部分汽化，產(chǎn)生上升蒸汽，依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后進入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其余部分經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進行，流程中設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵,可能還要設(shè)置高位槽。且在適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表（流量計、溫度計和壓力表）。以測量物流的各項參數(shù)。1.2設(shè)計方案簡介：設(shè)計中采用泡點進料，塔頂上升蒸汽采用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內(nèi)，其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。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1.95倍。塔釜采用間接蒸汽加熱，塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。加料方式采用直接流入塔內(nèi)，采用泡點進料，即熱狀態(tài)參數(shù)q=1。具體如下：塔型的選擇：本設(shè)計中采用浮閥塔。浮閥塔的特點是結(jié)構(gòu)上較泡罩簡單，比篩板復(fù)雜，但操作彈性大、生產(chǎn)能力大。造價約為泡罩塔的60％，為篩板塔的120％左右。處理能力大。氣體壓力降及液面落差較小。1.3設(shè)計的依據(jù)與技術(shù)來源本設(shè)計依據(jù)于精餾的原理（即利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝使輕重組分分離），并在滿足工藝和操作的要求，滿足經(jīng)濟上的要求，保證生產(chǎn)安全的基礎(chǔ)上，

對設(shè)計任務(wù)進行分析并做出理論計算。主要設(shè)備的工藝設(shè)計計算2.1進料組成由設(shè)計條件可初步確定進料組成餾出液組成釜殘液組成2.2相對揮發(fā)度①查表得苯、乙苯的安托因常數(shù)如下：ABC苯6.0231206.35220.24乙苯6.0791421.91212.93則將常壓P=101.33KPa代入①式,即可分別求得常壓下苯的沸點為80.05℃，乙苯的沸點為136.15℃。在80.05℃—136.15℃之間取8組數(shù)據(jù)，由安托因方程計算純組分的飽和蒸汽壓，再由泡點方程和露點方程計算平衡氣液組成，計算平均相對揮發(fā)度如下：溫度t相對揮發(fā)度αxy812.0184104.32441.241417.43495.983650.965540.99407872.0966124.90811.338221.78685.733200.771360.95084942.1841152.77601.446327.94575.466890.587870.886341012.2677185.22861.549635.44995.225090.439850.804031082.3478222.73721.648444.50495.004780.318830.700821152.4245265.78671.743055.33294.803410.218560.573281222.4981314.87231.833668.17194.618800.134410.417651292.5688370.49741.920583.27554.449060.062860.229831362.6367433.17102.0039100.91184.292570.001260.00538則平均相對揮發(fā)度2.3簡潔法初步估計理論板數(shù)實際回流比查吉利蘭圖得理論板數(shù)塊，即要想達到分離的最低要求，在回流比為最小回流比的1.2倍的情況下需要17塊理論板。2.4靈敏度分析在已知回流比的情況下，對理論板數(shù)與分離要求進行靈敏度分析，取，得理論板數(shù)與關(guān)系如右圖：選取22塊理論板，對應(yīng)。同理確定理論板數(shù)為22塊，得回流比R與關(guān)系如右圖：選取回流比R=0.8時=0.00005.至此確定分離要求，回流比。2.5物料衡算根據(jù)市場規(guī)劃擬定年處理量8萬噸/年，每年工作時長8000小時。已知苯和乙苯的摩爾質(zhì)量分別為?？捎嬎氵M料口、塔頂及塔底的平均摩爾質(zhì)量分別為：原料液流量全塔物料衡算把已知數(shù)據(jù)帶入上式，得112.1=D+W112.1×0.6=0.99998D+0.00005W解得：2.6理論塔板數(shù)和進料板確定根據(jù)2.4所確定的分離要求和回流比以及2.2求得的氣液平衡關(guān)系作圖求精確理論塔半數(shù)及進料板。其中，精餾段操作線方程提餾段操作線方程q線方程為x=0.6。作圖如下：查得理論塔板數(shù)為20（包括再沸器），第11塊板為進料板。則實際塔板數(shù)精餾段塔板數(shù)17塊，提餾段17塊（包括再沸器）2.7精餾段、提餾段氣液負(fù)荷及物性參數(shù)計算2.7.1氣液負(fù)荷精餾段：提餾段：2.7.2操作壓力計算塔頂操作壓力每層塔板壓降進料板壓力塔底壓力精餾段平均壓力提餾段平均壓力2.7.3操作溫度計算依據(jù)操作壓力，由泡點方程通過試差計算出塔頂、進料口及塔底溫度溫度如下：精餾段平均溫度，提餾段平均溫度2.7.4平均摩爾質(zhì)量精餾段：氣相平均摩爾質(zhì)量液相平均摩爾質(zhì)量提餾段：氣相平均摩爾質(zhì)量液相平均摩爾質(zhì)量2.7.5平均密度計算氣相平均密度計算由理想氣體狀態(tài)方程計算，液相平均密度計算查手冊得，，在該組成下平均密度，同理求得則精餾段平均密度，提餾段平均密度。2.7.6液體平均表面張力計算查手冊得，，在該組成下平均表面張力，同理求得則精餾段平均密度，提餾段平均密度。2.7.7液體平均黏度計算液相平均黏度依此式計算查手冊得，，在該組成下，同理求得則精餾段平均密度，提餾段平均密度2.8塔徑計算精餾段塔徑計算精餾段的氣、液相體積流量為初選板間距，，則分離空間為氣液動能參數(shù)為，查史密斯關(guān)聯(lián)圖得，修正后C=0.0776,取安全系數(shù)為0.75，則空塔氣速為精餾段塔徑，同理可計算提餾段塔徑，取大者塔徑為1.100m，按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后全塔塔徑D=1.2m2.9設(shè)計塔板結(jié)構(gòu)2.9.1溢流裝置計算采用單溢流，弓形降液管，凹形受液盤及平行溢流堰，不設(shè)進口堰。溢流堰長取堰長為0.6D，則出口堰高h(yuǎn)w由,選用平直堰,堰上液層高度式中how──堰上液流高度，m；──塔內(nèi)平均液流量，m3/h；──堰長，m；E──液流收縮系數(shù)。一般情況下可取E=1，對計算結(jié)果影響不大。近似取E=1,則精餾段：提餾段：精餾段：提餾段：2.9.2弓形降液管寬度Wd和截面Af由查右圖得：、則有計算液體在降液管中停留時間，以檢驗降液管面積同理，，故符合要求。2.9.3降液管底隙高度式中u0──降液管底隙處液體流速，m/s根據(jù)經(jīng)驗一般u0=0.07-0.25m/s取精餾段降液管底隙處液體流速為0.08m/s，提餾段降液管底隙處液體流速為0.20m/s則故降液管底隙高度設(shè)計合理。2.9.4塔板布置取邊緣區(qū)寬度WC=0.035m，破沫區(qū)寬度WS=0.065m。開孔區(qū)面積按計算故2.9.5浮閥數(shù)目計算及其排列采用F1型重閥，重量為33g，孔徑為39mm一般正常負(fù)荷情況下，希望浮閥是在全開時操作，實驗結(jié)果表明此時閥孔動能因子為8~11。所以，取閥孔動能因子Fo=10，用式求孔速為氣相密度。精餾段：提餾段：依式N=0.232×求塔板上的理論浮閥數(shù)，即精餾段：N=0.232×=0.232×=130提餾段：N=0.232×=140取同一橫排的孔心距t=75mm=0.075m，則可按下式估算排間距t’，精餾段：提餾段：考慮到塔的直徑較大,必須采用分塊式塔板,而各分塊板的支承與銜接也要占去一部分鼓泡區(qū)面積，因此排間距應(yīng)小于此值，故取精餾段：t’=70mm。提餾段：t’=65mm按t=75mm，t’=70mm和t’=65mm以等腰三角形叉排方式作圖，見下圖,排得精餾段實際閥數(shù)126個、提餾段實際閥數(shù)136個。2.10精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度的計算:QUOTE=（17-1）×0.45=7.2mQUOTE提餾段有效高度的計算:=（17-1）×0.5=8m在進料口和塔頂各取一人孔，其中進料口人孔取0.8m,塔頂人孔不占高度。塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于出塔氣體夾帶的液滴沉降。其高度應(yīng)大于板間距，塔頂空間高度通HD常取1.0-1.5m：此處取1.2m。塔底空間指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值視具體情況而定：當(dāng)進料有15分鐘緩沖時間的容量時，塔底產(chǎn)品的停留時間可取3～5分鐘，否則需有10～15分鐘的儲量，以保證塔底料液不致流空。塔底產(chǎn)品量大時，塔底容量可取小些，停留時間可取3～5分鐘；對易結(jié)焦的物料，停留時間應(yīng)短些，一般取1～1.5分鐘。此處塔底空間高度HB取1.5m。塔高：其中，進料口高度餾出液出口高度2.11精餾段流體力學(xué)性能計算2.11.1氣相通過浮閥塔板的壓強降氣相通過塔板的壓降包括：干板壓降、板上充氣液層阻力以及液體表面張力造成的阻力。所以可以根據(jù)計算壓降。干板阻力：對F1重型閥，質(zhì)量為33g，閥孔直徑39mm,閥片全開有，則，液柱板上充氣液層阻力：對浮閥塔：本設(shè)備分離苯和乙苯的混合液，即液相為碳?xì)浠衔?，可取充氣系?shù)=0.5。液柱液體表面張力造成的阻力液體表面張力造成的阻力一般很小，可以忽略。單板壓降△PP=2.11.2液泛為了防止液泛現(xiàn)象的發(fā)生，要求控制降液管中清液層高度?？捎檬接嬎?。與氣體通過塔板的壓力降所相當(dāng)?shù)囊褐叨龋呵耙运愠鲆后w通過降液管的壓頭損失：因不設(shè)進口堰，故有板上液層高度：前面已選定板上液層高度，則有，取Ф=0.5，又已選定，，則，可見，符合防止液泛的要求。2.11.3霧沫夾帶泛點率及泛點率，板上流體流徑長度板上液流面積，取物性系數(shù)K=1，查得泛點負(fù)荷系數(shù)將以上數(shù)值代入式分別算得泛點率（1）泛點率（2），所以霧沫夾帶量能夠滿足。2.11.4塔板負(fù)荷性能圖霧沫夾帶線根據(jù)2.10.3中式，按泛點率為80%計算如下：，整理得：（1）據(jù)此式做出霧沫夾帶線（1）（2）液泛線由代入數(shù)據(jù)得液泛線方程如下：（2）據(jù)此式做出液泛線（2）（3）液相負(fù)荷上限線液體的最大流量保證在降液管中停留時間不低于3-5S，以θ=5S作為液體在降液管中停留時間的下線，則有：（3）據(jù)此式做出液相負(fù)荷上限線（3）（4）漏液線對于型重閥，依。又知，則。以作為規(guī)定氣體最小負(fù)荷的標(biāo)準(zhǔn)，則(4)據(jù)此式做出漏液線（4）液相負(fù)荷下線取堰上液層高度作液相負(fù)荷下限條件，依的計算式計算出Ls的下限值（5）據(jù)此式做出液相負(fù)荷下線（5）由式（1）（2）（3）（4）（5）做出塔板負(fù)荷性能圖如下所示：由塔板負(fù)荷性能圖可以看出:任務(wù)規(guī)定的氣、液負(fù)荷下的操作的P（設(shè)計點），處在適宜操作區(qū)的適中位置；塔板的氣相負(fù)荷上限由液泛控制，操作下限由漏液控制；按照固定的液氣比，讀圖只氣相負(fù)荷上限，氣相負(fù)荷下限，所以操作彈性=2.12提餾段流體力學(xué)性能計算（過程同2.11）同精餾段流體性能計算一樣，可作出如下所示的塔板負(fù)荷性能圖。由塔板負(fù)荷性能圖可以看出:任務(wù)規(guī)定的氣、液負(fù)荷下的操作的P（設(shè)計點），處在適宜操作區(qū)的適中位置；塔板的氣相負(fù)荷上限由霧沫夾帶控制，操作下限由漏液控制；按照固定的液氣比，讀圖只氣相負(fù)荷上限，氣相負(fù)荷下限，所以操作彈性=3.2儲罐的設(shè)計選型3.2.1原料液儲罐進料溫度為93.5℃，密度為800.3kg/m3，流量為10000kg/h，原料液在儲罐中停留時間為3天，填充系數(shù)Ф=0.8則儲罐溶劑根據(jù)實際情況取儲罐容積查化工工藝設(shè)計手冊選用HG21502,1-92-229型儲罐3.2.2中間儲罐全凝液溫度為80.06℃，密度為814.8kg/m3，流量為9445.8kg/h，原料液在儲罐中停留時間為3天，填充系數(shù)Ф=0.8則儲罐溶劑根據(jù)實際情況取儲罐容積查化工工藝設(shè)計手冊選用HG21502,1-92-229型儲罐3.2.3塔頂產(chǎn)品儲罐的選型塔頂產(chǎn)品溫度為40℃，密度為857.2kg/m3，流量為5247kg/h，原料液在儲罐中停留時間為3天，填充系數(shù)Ф=0.8則儲罐溶劑根據(jù)實際情況取儲罐容積查化工工藝設(shè)計手冊選用HG21502,1-92-220型儲罐3.2.4塔底產(chǎn)品儲罐的選型塔底產(chǎn)品溫度為40℃，密度為849.7kg/m3，流量為4573kg/h，原料液在儲罐中停留時間為3天，填充系數(shù)Ф=0.8則儲罐溶劑根據(jù)實際情況取儲罐容積查化工工藝設(shè)計手冊選用HG21502,1-92-217型儲罐3.3原料泵的選型原料泵從塔底至進料口高度h=9.5m，液體流速取u=0.5m/s，以原料儲罐最底部為1-1’面，進料口外側(cè)為2-2’面，在兩截面間列伯努利方程：則有，其中，，，,取管壁，，查圖得，取則有所以泵的揚程。流量要求:，因此選用IS50-32-125型離心泵，其參數(shù)如下：轉(zhuǎn)速r/min流量m3/h揚程H/m效率η/%軸功率kw必需氣蝕余量（NPSH)/m29001518.5601.262.53.4主要接管尺寸設(shè)計管路中氣速取20m/s，液體流速取5m/s，管路內(nèi)徑計算公式：預(yù)熱器進口接管查得原料液在60℃的密度ρ=834.3kg/m3查熱軋（擠壓、擴）鋼管規(guī)格，選取尺寸Ф102×3.5mm塔進料口接管查得原料液在93.5℃的密度ρ=800.3kg/m3查熱軋（擠壓、擴）鋼管規(guī)格，選取尺寸Ф102×3.5mm塔頂冷凝器進口接管查得塔頂蒸汽在80.06℃的密度ρ=3.02kg/m3查熱軋（擠壓、擴）鋼管規(guī)格，選取尺寸Ф273×16mm塔頂冷卻器進口接管查得餾出液在80.06℃的密度ρ=814.8kg/m3查熱軋（擠壓、擴）鋼管規(guī)格，選取尺寸Ф76×3mm塔頂冷卻器出口接管查得餾出液在40℃的密度ρ=857.2kg/m3查熱軋（擠壓、擴）鋼管規(guī)格，選取尺寸Ф73×3mm塔頂回流接管查得回流液在80.06℃的密度ρ=814.8kg/m3查熱軋（擠壓、擴）鋼管規(guī)格，選取尺寸Ф70×3mm塔底冷卻器進口接管查得釜殘液在136.15℃的密度ρ=760.1kg/m3查熱軋（擠壓、擴）鋼管規(guī)格，選取尺寸Ф76×3mm塔頂冷卻器出口接管查得餾出液在40℃的密度ρ=857.2kg/m3查熱軋（擠壓、擴）鋼管規(guī)格，選取尺寸Ф70×3mm再沸器進口接管查得提餾段下降液體在136.15℃的密度ρ=760.1kg/m3查熱軋（擠壓、擴）鋼管規(guī)格，選取尺寸Ф140×5.5mm塔底回流接管查得提餾段上升蒸汽在136.15℃的密度ρ=3.38kg/m3查熱軋（擠壓、擴）鋼管規(guī)格，選取尺寸Ф273×6.5mm3.5主要管路尺寸設(shè)計管路中氣速取20m/s，液體流速取5m/s，管路內(nèi)徑計算公式：原料儲罐至進料口之間查得原料液在60℃的密度ρ=834.3kg/m3查熱軋（擠壓、擴）鋼管規(guī)格，選取尺寸Ф102×4.5mm塔頂出口至冷凝器之間查得塔頂蒸汽在80.06℃的密度ρ=2.80kg/m3查熱軋（擠壓、擴）鋼管規(guī)格，選取尺寸Ф273×12mm冷凝器至回流口之間查得回流液在80.06℃的密度ρ=814.8kg/m3查熱軋（擠壓、擴）鋼管規(guī)格，選取尺寸Ф65×1.5mm塔頂冷凝器至塔頂冷卻器之間查得餾出液在80.06℃的密度ρ=814.8kg/m3查熱軋（擠壓、擴）鋼管規(guī)格，選取尺寸Ф73×2.5mm塔頂冷卻器至塔頂產(chǎn)品儲槽之間查得餾出液在40℃的密度ρ=857.3kg/m3查熱軋（擠壓、擴）鋼管規(guī)格，選取尺寸Ф70×1.6mm塔底出口至再沸器之間查得提餾段液體在136.15℃的密度ρ=760.1kg/m3查熱軋（擠壓、擴）鋼管規(guī)格，選取尺寸Ф140×3.5mm再沸器至精餾塔之間查得提餾段蒸汽在136.15℃的密度ρ=4.0kg/m3查熱軋（擠壓、擴）鋼管規(guī)格，選取尺寸Ф273×12mm再沸器至塔底冷卻器之間查得釜殘液在136.15℃的密度ρ=760.1kg/m3查熱軋（擠壓、擴）鋼管規(guī)格，選取尺寸Ф73×2.5mm塔頂冷卻器至塔底產(chǎn)品儲槽之間查得釜殘液在40℃的密度ρ=849.7kg/m3查熱軋（擠壓、擴）鋼管規(guī)格，選取尺寸Ф70×1.6mm。自控系統(tǒng)提餾段復(fù)雜溫控系統(tǒng)蒸汽輸入端串級控制系統(tǒng)串級控制系統(tǒng)就是兩只調(diào)節(jié)器串聯(lián)起來工作，其中一個調(diào)節(jié)器的輸出作為另一個調(diào)節(jié)器的給定值的系統(tǒng)。整個控制系統(tǒng)包括兩個控制回路，主回路和副回路。副回路由副變量檢測變送、副調(diào)節(jié)器、調(diào)節(jié)閥和副過程構(gòu)成；主回路由主變量檢測變送、主調(diào)節(jié)器、副調(diào)節(jié)器、調(diào)節(jié)閥、副過程和主過程構(gòu)成。為了提高精餾效率和保證產(chǎn)品純度，我們組采用塔板溫度調(diào)節(jié)器與再沸器加熱蒸汽流量調(diào)節(jié)器串聯(lián)控制系統(tǒng)來對塔板溫度進行控制。其中塔板溫度調(diào)節(jié)器是主調(diào)節(jié)器，再沸器加熱蒸汽流量調(diào)節(jié)器是副調(diào)節(jié)器，對應(yīng)的主被控變量為提餾段溫度，副被控變量為蒸汽流量。1、在串級控制回路中，根據(jù)安全運行準(zhǔn)則，當(dāng)系統(tǒng)出現(xiàn)故障時，蒸汽閥門應(yīng)處于關(guān)閉狀態(tài)，所以選擇閥門1為氣開閥。2、根據(jù)工藝條件確定副被控對象的特性。閥打開，蒸汽量增加，為正作用，根據(jù)負(fù)反饋準(zhǔn)則，選反作用控制器。蒸汽量增加，提餾段溫度升高，為正作用，根據(jù)負(fù)反饋準(zhǔn)則，選反作用控制器。3、副控制器是反作用，主控制器從串級切換到主控時，主控制器的作用方式不變。通過在串級控制系統(tǒng)中增加副控制回路，使控制系統(tǒng)性能得到改善。表現(xiàn)在抗干擾性強、及時性好、適應(yīng)能力強、能夠更精確的控制操縱變量的流量。釜液輸出端的超馳控制系統(tǒng)控制回路中有選擇器的控制系統(tǒng)稱為選擇性控制系統(tǒng)。選擇器實現(xiàn)邏輯運算，分為高選器和低選器兩類。在生產(chǎn)過程中某一工況參數(shù)超過安全限定時，用另一個控制回路替代原有控制回路，使工藝過程能安全運行，這類選擇性控制系統(tǒng)成為超馳控制系統(tǒng)。在本系統(tǒng)中，開車時，塔釜溫度較低，應(yīng)保證塔底不出料。因塔底已有液位，經(jīng)LT和正作用器LC控制器，輸出升高，但塔溫此時較低，因此，低設(shè)置值的控制器TC2輸出較小，被低選器LY選中，用于控制塔底出料，即關(guān)閉采出控制閥。只有當(dāng)溫度達到低限以上，液位控制器取代溫度控制器以后，才有出料排出。選擇控制閥。根據(jù)安全運行準(zhǔn)則，選擇閥門2為氣開閥。選擇被控對象增益。開車時，塔釜溫度較低，為保證塔底不出料，應(yīng)用溫度取代液位控制，此時構(gòu)成一個單閉環(huán)溫度控制系統(tǒng)。閥門打開，溫度降低，為反作用；溫度超過下限后，液位控制取代溫度控制，此時，閥門打開，液位下降，為反作用。確定正?？刂破骱腿〈刂破鞯恼醋饔?。根據(jù)負(fù)反饋原則，可確定溫度和液位都選擇正作用的控制器。控制器控制規(guī)律的選擇。超馳控制系統(tǒng)要求超過安全限定時能迅速切換到取代控制器。因此取代控制器應(yīng)選擇比例度較小的P或PI控制器。器件選型調(diào)節(jié)器溫度傳感器液位傳感器流量變送器執(zhí)行器DTZ-2400DDZ-Ⅲ型PID調(diào)節(jié)器PCT/TT系列溫度變送器YSB型液位變送器電磁流量計TI046D調(diào)節(jié)閥QSVP-16K

設(shè)計評述因為苯—乙苯不能形成恒沸點的混合物，所以可直接采用傳統(tǒng)的精餾法制備高純度的乙苯溶液，本設(shè)計進行苯—乙苯的分離，采用直徑為1.2米的浮閥精餾塔，選用效率較高、結(jié)構(gòu)簡單、加工方便的單溢流方式、并采用了弓形降液管。由于在設(shè)計過程中，對浮閥塔只有一個整體的直觀認(rèn)識以及簡單的工作原理的了解，而對于塔板符合性能的計算，查詢了各種相關(guān)書籍，走了很多彎路，但終于通過小組的努力及老師的講解解決了其中的難題，得到了較為理想的結(jié)果。通過化工原理課程設(shè)計，綜合運用化工原理課程和實際知識，使所學(xué)的知識進一步鞏固、深化和發(fā)展，并且能夠熟練的運用化工設(shè)計的一般方法和步驟。通過設(shè)計培養(yǎng)正常的設(shè)計觀和分析問題、解決問題的能力；樹立既考慮技術(shù)的先進性和可行性，又考慮經(jīng)濟上的合理性的設(shè)計思想。這次的設(shè)計讓我們明白了很多關(guān)于精鎦方面的知識，同時也讓我學(xué)會了怎樣去克服困難，能夠讓我們更加全面的去思考問題。在這次的設(shè)計過程中我遇到了不少困難，但通過詢問老師及和同組人的共同探討下，問