采用连续精馏流程分离甲苯混合物设计书

1 采用连续精馏流程分离甲苯混合物设计书 1 设计流程 本设计任务为分离苯 于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。设计中采用泡点进料，将原料液通过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的 2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 连续精馏塔流程流程图 连续精馏流程 附图 图 1 流程图 2 设计思路 在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却 器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保 2 持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。 塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器 这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。此次设计是在常压下操作。 因为这次设计采用间接加热，所以 需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。 图 2 设计思路流程图 1、本设计采用连续精馏操作方式。 2、常压操作。 3、泡点进料。 4、间接蒸汽加热。 5、选 R=6、塔顶选用全凝器。 7、选用浮阀塔。 在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。另外 还具有结构简单，造价低，制造方便，塔板开孔率大，生产能力大等优点。浮阀塔一直成为化工生中主要的传质设备，其多用不锈钢板或合金 。近年来所研究开发出的新型浮阀进一步加强了流体的导向作用和气体的分散作用，使气液两相的流动接触更加有效，可显著提高操作弹性和效率。 塔板工艺计算 流体力学验算 塔负荷性能图 全塔热量衡算 塔附属设备计算 3 第一章 塔板的工艺设计 础物性数据 表 1 苯、甲苯的粘度 温度 0 20 40 60 80 100 120 苯 苯 1 苯、甲苯的密度 温度 0 20 40 60 80 100 120 苯 3/kg m 苯 3/kg m 1 苯、甲苯的表面张力 温度 0 20 40 60 80 100 120 苯 /mN m 苯 /mN m 1 苯、甲苯的摩尔 定比热容 温度 0 50 100 150 苯 / ( )kJ k 苯 / ( )kJ k 1 苯、甲苯的汽化潜热 温度 20 40 60 80 100 120 苯 /kJ 苯 /kJ 4 料衡算 的物料衡算 （ 1） 苯的摩尔质量： /kg M=kg （ 2） 原料液及塔顶、塔底产品 的平均摩尔质量： 0 . 4 5 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 4 5 ) 9 2 . 1 3 8 5 . 8 2 /0 . 9 8 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 9 8 ) 9 2 . 1 3 7 8 . 3 9 /0 . 0 2 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 0 2 ) 9 2 . 1 3 9 1 . 8 6 /k g k m o lM k g k m o lM k g k m o l F （ 3） 物料衡算 总物料衡算： 即 100 (1) 易挥发组分物料衡算： 即 0 . 9 8 0 . 0 2 1 0 0 0 . 4 5 (2) 塔的物料衡算 总物料衡算： D+W=100 苯物料衡 算： 100 解得： D=h W=1中苯与甲苯的汽 01021 表 1苯 甲苯 （ 平衡数据 苯摩尔分数 温度 苯摩尔分数 温度 液相 气相 液相 气相 =yy )= 5 同理可算出其它的 从而推出 50.2m所以平衡线方程(1 因为 q=Fe x i n m 精馏塔的气液相负荷 hk m o hk m o 1( hk m o 9 作线方程 精馏段操作线方程为： xR nn 提馏段操作线方程为： 1 3 4 5 6 7 89 106 逐板法算理论板数 (1 11111111 (同理可算出如下值： 板上进料，以后将数所以第所以总理论板数为 3 块（包括再沸器），第 7 块板上进料。 际板数的求取 由苯与甲苯不同温度下的平衡组成作出其二元液相图。由图可知 02.0得为 t。 由它们的安托 因方程 2 91 3 4 01 2 1 10 3 ： P 7 假设一个泡点 t,代入上式检验，可知只有 t 时，算出的 x ，所以塔顶的温度为 t 。这样，平均塔温为 ）（ 。由经验式 3 式中， 相对挥发 度； 加料液体的平均粘度； 及为塔顶及塔底平均温度时的数值。 在 苯的粘度： 泊。 甲苯的粘度： 泊。 加料液体的平均粘度： 27 7 厘泊 ( 精馏段实际板层数 N 精提馏段实际板层数 N 馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 料温度的计算 依式 L ） 查苯 甲苯的气液平衡数据，由内插法求得 8 t t 精馏段平均温度： 提馏段平均温度： 作压强 塔顶压强 =8 取每层塔板压降 P=进料板压强： =30 底压强：518.8 精馏段平均操作压力：1 ( 1 0 1 . 3 1 1 0 . 4 ) 1 0 5 . 9 k P 提馏段平均操作压力： 2 ( 1 1 0 . 4 1 1 8 . 8 ) 1 1 4 . 6 k P 均摩尔质量的计算 塔顶： 1=1 9 8 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 9 8 ) 9 2 . 1 3 7 8 . 3 9 k g m o 9 5 1 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 9 5 1 ) 9 2 . 1 3 7 8 . 8 0 k g m o 进料板： 6 1 2 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 6 1 2 ) 9 2 . 1 3 8 3 . 5 5 k g m o 3 8 7 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 3 8 7 ) 9 2 . 1 3 8 6 . 7 1 k g m o 塔 釜： 0 4 5 4 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 0 4 5 4 ) 9 2 . 1 3 9 1 . 5 0 k g m o 0 1 8 7 7 8 . 1 1 ( 1 0 . 0 1 8 7 ) 9 2 . 1 3 9 1 . 8 8 k g m o 精馏段平均摩尔质量： 8 . 3 9 8 3 . 5 5 8 0 . 9 7 g m o 8 . 8 0 8 6 . 7 1 8 2 . 7 6 k g m o 提馏段平均摩尔质量： 1 . 5 0 8 3 . 5 5 8 7 . 5 3 k g m o 6 . 7 1 9 1 . 8 8 8 9 . 3 0 k g m o 均密度计算 (1) 气相平均密度算 理想气体状态方程计算，即 精馏段气相密度： 3111 / 1 5 提留段气相密度： 32222 /1 9 4(3 1 4 9 (2) 液相平均密度算 由式 1m i L A L B 求相应的液相密度。 当 时 ,用内插法求得下列数据 0 . 9 8 7 8 . 1 1 0 . 9 7 60 . 9 8 7 8 . 1 1 1 0 . 9 8 9 2 . 1 3 3338 1 4 . 4 6 /8 0 9 . 5 3 /0 . 9 7 6 0 . 0 2 41 / ( ) 8 1 3 . 0 1 /8 1 4 . 4 6 8 0 9 . 5 3 mk g mk g mk g m 对 于进料板： 用内插法求得下列数据 337 9 2 . 5 /7 9 0 . 2 /g mk g m 0 . 3 8 7 7 8 . 1 1 0 . 3 50 . 3 8 7 7 8 . 1 1 1 0 . 3 8 7 9 2 . 1 3 30 . 3 5 0 . 6 51 / ( ) 7 9 1 . 1 4 /7 9 2 . 5 7 9 0 . 2L F m k g m 对于塔底： 337 8 0 . 6 9 /7 8 1 . 5 6 /g mk g m 0 . 0 2 7 8 . 1 1 0 . 0 1 70 . 0 2 7 8 . 1 1 1 0 . 0 2 9 2 . 1 3 30 . 0 1 7 0 . 9 8 31 / ( ) 7 8 1 . 2 5 /7 8 0 . 6 9 7 8 1 . 5 6L W m k g m 精馏段平均密度： 1 3 . 0 1 7 9 1 . 1 4 8 0 2 . 0 8 k g m L F 提馏段平均密度： 9 1 . 1 4 7 8 1 . 2 5 7 8 6 . 2 0 k g m L F 体平均表面张力计算 液体表面张力 M 10 由 8 0 查手册得 - 1 - 12 0 . 8 2 m N m , 2 1 . 0 1 m N L B 9 8 2 1 . 2 1 (1 0 . 9 8 ) 2 1 . 6 4 2 1 . 2 2 m N m 由 t 查手册得 - 1 - 11 8 . 9 5 m N m , 1 9 . 5 8 m N L B 3 8 7 1 8 . 9 5 (1 0 . 3 8 7 ) 1 9 . 5 8 1 9 . 3 3 m N m 由 查手册得 - 1 - 11 7 . 4 9 m N m , 1 8 . 2 5 m N L B 0 2 1 7 . 4 9 (1 0 . 0 2 ) 1 8 . 2 5 1 8 . 2 3 m N m 精馏段平均表面张力： 1 . 2 2 1 9 . 3 3 2 0 . 2 8 m N 提馏段平均表面张力 ： 9 . 3 3 1 8 . 2 5 1 8 . 7 9 m N 体平均粘度计算 塔顶液相平均的黏度的计算 由 查表得： 3 0 7 m P a 3 1 0 m P a 0 . 9 8 0 . 3 0 7 0 . 0 2 0 . 3 1 0L D mL g L g L g 0 . 3 0 7 m m P a s 进料板液相平均黏度的计算 由 查表得： 0 9 .A m P a s 0 8 .B m P a s 同理可 得 0 0 m m P a s 由 查表得： 11 0 6 2 4 7 a a s同理可得 0 . 2 4 7 m m P a s ( 0 . 3 0 7 0 . 2 7 0 0 . 2 4 7 ) 0 . 2 7 5 m P a s 馏塔工艺尺寸的计算 径的计算 精馏段气液相体积流率为 精馏段 311111 6 9 . 3 1 8 0 . 9 7 1 . 3 4 1 m 0 0 3 6 0 0 2 . 8 4 311 4 . 5 2 8 2 . 7 6L 0 . 0 0 3 5 7 m 0 0 3 6 0 0 8 0 2 . 0 8 提馏段 312221 6 9 . 3 1 8 7 . 5 3 1 . 2 9 m 0 0 3 6 0 0 3 . 1 9 6 312 4 . 5 2 8 9 . 3 0L 0 . 0 0 3 9 3 m 0 0 3 6 0 0 7 8 6 . 2 0 （ 1） 精馏 段塔径计算，由 m a x （由式 0 )20 ） 2008 页图 5图的横坐标为 1122, 0 . 0 0 3 5 7 8 0 2 . 0 8( ) ( ) 0 . 0 4 4 71 . 3 4 1 2 . 8 4h 选板间距 取板上液层高度 故 0 . 4 5 0 . 0 6 0 . 3 9h m 以,到20 0 . 2 0 . 220 2 0 . 2 8( ) 0 . 0 8 4 ( ) 0 . 0 8 4 22 0 2 0 12 a x 8 0 2 . 0 8 2 . 8 40 . 0 8 4 2 1 . 4 1 2 5 m 8 4u 取安全系数为 则空塔速度为 a 7 0 0 . 7 0 1 . 4 1 2 5 0 . 9 8 9 m 塔径 4 4 1 . 3 4 1 1 . 3 1 4 1 4 1 6 0 . 9 8 9 按标准塔径圆整为 （ 2） 提馏段塔径计算 0 . 220C ( )20式 中 由 计 算 其中的 20C 查图，图的横坐标为 221122,0 . 0 0 3 9 3 7 8 6 . 2 0( ) ( ) 0 . 0 4 7 81 . 2 9 3 . 1 9 6h 取板间距 上液层高度 0 . 4 5 0 . 0 6 0 . 3 9h m 查图 5到20 0 . 2 0 . 220 1 8 . 7 9( ) 0 . 0 7 ( ) 0 . 0 6 9 12 0 2 0 a x 7 8 6 . 2 0 3 . 1 9 60 . 0 6 9 1 1 . 0 8 2 m 1 9 6u 取安全系数为 则空塔速度为 a 7 0 0 . 7 0 1 . 0 8 2 0 . 7 5 7 m 塔径 4 4 1 . 0 8 2 1 . 3 5 1 4 1 6 0 . 7 5 7 按标准塔径圆 整为 根据上述精馏段和提馏段塔径的计算，可知全塔塔径为 塔截面积为 2 2 21 . 4 1 . 5 3 9 以下的计算将以精馏段为例进行计 算 实际空塔气速 ：,1 8 7 1 m 13 馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度： H 1 3 1 0 . 4 5 5 . 4 精 精（ ） （ ）提馏段有效高度： H 1 2 1 0 . 4 5 4 . 9 5 提 提（ ） （ ）在进料板上方开一人孔，其高度为 故精馏塔的有效高度： Z Z Z 0 . 8 5 . 4 4 . 9 5 0 . 8 1 1 . 1 5 m 精 板主要工艺尺寸的计算 流装置计算 因塔径 D=采用单溢流、弓形降液管、凹形受液盘及平直堰，不设进口堰。 各项计算如下： （ 1） 溢流堰长 . 6 6 1 . 4 0 . 9 2 4 m （ 2） 溢流堰堰高 hw 查 1 101图得，取 E= 2233 33 3 6 0 0 0 . 0 0 3 5 72 . 8 4 1 0 ( ) 2 . 8 4 1 0 1 ( ) 0 . 0 1 6 40 . 9 2 4 m z 取板上清液层高度 60故 0 . 0 6 0 . 0 1 6 0 . 0 4 4 O Wh h h （ 3） 降液管的宽度 图得 故 0 . 1 2 4 0 . 1 2 4 1 . 4 0 . 1 7 3 6 0 . 0 7 2 2 0 . 0 7 2 2 1 . 5 3 9 0 . 1 1 1 1 计算液体在降液管中停留时间 1113600 3 6 0 0 0 . 1 1 1 1 0 . 4 5 1 3 . 9 9 5 0 0 3 5 7 3 6 0 0f T f A H 14 故降液管设计合理。 （ 4） 降液管底隙高度 液体通过降液管底隙的流速0u为 s 依式 1 56 计算降液管底隙高度 ： 0 0 3 5 7 3 6 0 0 0 . 0 3 5 1 9 2 4 0 . 1 1 3 6 0 0 1 0 1 0 . 0 4 4 0 . 0 3 5 1 0 . 0 0 8 9 m 0 . 0 0 6 故降液管底隙高度设计合理 选用凹形受液盘，深度 0 阀数目、浮阀排列及塔板布置 （ 1） 塔板的分块 本设计塔径为 ， 因 800 ，故塔板采用分块式。由文献（一）查表 5，塔板分为 4 块。 （ 2） 边缘区宽度确定 取 0 . 0 6 5 0 5 。 （ 3） 开孔区面积计算 2 2 2 12 ( s i n )180a xA x r x r r 其中 ： 1 . 4 ( 0 . 1 7 3 6 0 . 0 6 5 ) 0 . 4 6 1 4 4 0 . 0 3 5 0 . 6 6 5 故 22 2 1 23 . 1 4 0 . 6 6 5 0 . 4 6 1 42 0 . 4 6 1 4 0 . 6 6 5 0 . 4 6 1 4 s i n ( ) 1 . 1 2 0 0 . 6 6 5 （ 4） 浮阀数计算及其排列 预先选取阀孔动能因子 F 10 ,由 F0=0可求阀孔气速 u ， 即 15 每层塔板上浮阀个数为 s 浮阀的排列，考虑到各分块的支承与衔接要占去一部分鼓泡区面积， 阀孔排列采用等腰三角形叉排方式。 现按 7 5 6 5t m m t m m、 的等腰三角形叉排方式排列，则设计条件下的阀孔气速为 2201 . 3 4 1 5 . 9 1 1 /1 9 0 0 . 7 8 5 ( 0 . 0 3 9 )4m 0阀孔动能因数为 0 0 5 . 9 1 1 3 . 1 9 6 1 0 . 5 7 所以阀孔动能因子 变化不大，仍在 912 的合理范围内，故此阀孔实排数适用。 2200 0 . 0 3 9/ ( ) 1 9 0 ( ) 0 . 1 4 71 . 4T N D 此开孔率在 5%15%范围内，符合要求。所以这样开孔是合理的。 板流体力学验算 算气相通过浮阀塔板的静压头降c lh h h h 计算。 (1)可 计算临界阀孔气速 0 ，可用 算干板静压头降，即 mh c (2)计算塔板上含气液层静压头降取充气系数 。 16 已知板上液层高度 ,h 所以依式Ll mh l (3)计算液体表面张力所造成的静压头降服鼓泡时液体表面张力的阻力很小，所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降 换算成单板压降 K p (设计允许值 ) 液管 中清夜层高度(1)计算气相通过一层塔板的静压头降2)计算溢流堰（外堰）高度3)液体通过降液管的静压头降以可用式 式中 3 5 0 3 5 001 03 dh m (4)塔板上液面落差 h 由于浮阀塔板上液面落差 h 很小，所以可忽略。 (5)堰上液流高度 样 6 1 8 为了防止液泛，按式： )( ，取校正系数 ，选定板间距 H , 4 4 17 从而可知 ，符合防止液泛的要求。 (6) 液体在降液管内停留时间校核 应保证液体早降液管内的停留时间大于 35 s,才能使得液体所夹带气体释出。本设计 0 . 1 1 1 1 0 . 4 5 1 4 . 0 0 0 0 3 5 7 5 s 可见，所夹带气体可以 释出。 算雾沫夹带量1） 雾沫夹带量0%的合理范围内，是通过计算泛点率1点率的计算时间可用式： %和 %塔板上液体流程长度 5 3 塔板上液流面积 苯和甲苯混合液可按正常物系处理，取物性系数 K 值， K=从泛点负荷因数图中查得负荷 因数 ,将以上数值 分别代入上式，得泛点率 % 0 05 3 3 5 2 F 及 % 0 05 3 F 为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在 80%以下。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于 80%，所以雾沫夹带量能满足 干气）（液） / k g (1.0 的要求。 （ 2） 严重漏液校核 当阀孔的动能因数0 时将会发生严重漏液，前面已计算0 ，可见不会发生严重漏液。 18 馏段 塔板负荷性能图 沫夹带 上限线 对于苯 甲苯物系和已设计出塔板结构，雾沫夹带线可根据雾沫夹带量的上限值干气）（液） / k g (1.0 所对应的泛点率 1F (亦为上限值 ),利用式 %和 %便可作出此线。由于塔径较大，所以取泛点率1 80F ，依上式有 V 整理后得 0 . 0 5 9 7 1 . 4 3 2 0 . 1 3 4即 2 . 2 4 5 2 3 . 9 9 即为负荷性能图中的线 (1) 此式便为雾沫夹带的上限线方程，对应一条直线。所以在操作范围内任取两个 . 2 4 5 2 3 . 9 9算出相应的用两点确定一条直线，便可在负荷性能图中得到雾沫夹带的上限线。 液泛线 由式 )( ，f c lh h h h 联立。即 )(式中， 板静 压 板 静20 ，板上液层静压头降 Ll 19 从式知， 示板上液层高度， 所以板上 32000 液 层层静压头 降 液体表面张力所造成的静压头h 可忽略 液体经过降液管的静压头降可用式 则（ 00 1)( 3202020 （ 式中阀孔气速 2004式中各参数已知或已计算出，即 ;190;/30 0 5 /U m s；0 0 5 10 入上式。 整理后便可得 3222 7 1 此式即为液泛线的方程表达式。在操作范围内任取若干3222 7 1 上述坐标点便可在中的 (2)。 相负荷上限线 为了使降液管中液体所夹带的气泡有足够时间分离出，液体在降液管中停留时间不应小于 3 5s。所以对液体的 流量须有一个限制，其最大流量必须保证满足上述条件。 20 由式 秒 53 可知，液体在降液管内最短停留时间为 3 5 秒。取 5s为液体在降液管中停留时间的下限，所对应的则为液体的最大流量液相负荷上限，于是可得5/ 1 m a a x 显然由式所得到的液相上限线是 一条与气相负荷性能无关的竖直线，即负荷性能图中的线 (3)。 体负荷下限线（ 漏液线） 对于 重阀，因0故裙座壁厚取 16 基础环内径： 31 4 0 0 2 1 6 ) ( 0 . 2 0 . 4 ) 1 0 1 0 3 2 m m 基础环外径： 31 4 0 0 2 1 6 ) + ( 0 . 2 0 . 4 ) 1 0 1 8 3 2 m m 经圆整后裙座取基础环厚度考虑到腐蚀余量去 虑到再沸器，裙座高度取 脚螺栓直径取 孔 人孔是安装或检修人员进出塔的唯一通道，人孔的设置应便于人进出任何一层塔板。由于设置人孔处塔间距离大，且人孔设备过多会使制造时塔体的弯曲度难以达到要求，一般每隔 1020 块板才设一个孔，本塔中共 25 块板，需设置 2 个人孔，每个人孔直径为 450间距为 600座上应开 2 个人孔，直径为 450孔深入塔内部应与塔内壁修平，其边缘需倒棱和磨圆，人孔法兰的密封面形状及垫片用材，一般与塔的接管法兰相同，本设计也是如此。 30 总体高度的设计 的顶部空 间高度 塔的顶部空间高度是指塔顶第一层塔盘到塔顶封头的直线距离，取除沫器到第一块板的距离为 600顶部空间高度为 1200 的底部空间高度 塔的底部空间高度是指塔底最末一层塔盘到塔底下封头切线的距离，釜液停留时间取5 B s v t L 6 0 R ) / A ( 0 . 5 0 . 7 ) = ( 5 0 . 0 0 3 9 3 6 0 0 . 1 4 2 ) / 1 . 5 3 9 0 . 6 1 . 2 7 4 m 立体高度 1 N 5 1 5 0 4 5 0 ( 2 5 1 ) 5 1 5 0 1 1 5 5 0 m m = 1 1 . 5 5 m B+ H + H + H + H 1 1 . 5 5 2 . 2 1 . 2 7 0 . 4 9 1 . 2 1 6 . 7 1 1 顶 裙封 31 设计结果汇总 浮阀塔的工艺设计计算结果汇总表 项目内容 数值或说明 备注 塔径 D/m 板间距 HT/m 塔板形式 单溢流弓形降液管 分块式塔板 空塔气速 U/(m/s) 堰长 (板上液层高度 hW/m 降液管底隙高度 h0/m 浮阀数 N/个 129 等腰三角形叉排 阀孔气速 m/s) 临界阀孔气速 m/s) 阀孔动能因数 孔心距 t/m 一横排的孔心距 排间距 h/m 邻两横排中心线距离 单板压降 P/04 液体在降液管内停留时间 /s 降液管内清液层高度 Hd/m 泛点率 (%) 气相负荷上限m3/s) 沫夹带控制 气相负荷下限m3/s) 液控制 操作弹性 32 结束语 经过这段时间的查阅文献、 计算数据和上机敲电子版，石油化工过程及装备设计的基本工作已经完成，并得出了可行的设计方案，全部计算过程已在前面的章节中给以体现。 课程设计是对以往学过的知识加以检验，能够培养理论联系实际的能力，尤其是这次精馏塔设计更加深入了对化工生产过程的理解和认识，使我们所学的知识不局限于书本，并锻炼了我们的逻辑思维能力，同时也让我深深地感受到工程设计的复杂性以及我了解的知识的狭隘性。所有的这些为我今后的努力指明了具体的方向。 设计过程中培养了我的自学能力，设计中的许多知识都需要查阅资料和文献，并要求加以归纳、整理和