化工原理课程设计精馏塔设计-筛板式精馏塔设计.doc

化工原理课程设计目录第一部分：综述41.1序言41.2任务书4第二部分：精馏塔设计筛板式精馏塔设计52.1概述52.1.1设计任务书52.1.2设计条件62.1.3工艺流程图62.2工艺设计计算62.2.1设计方案的确定62.2.2精馏塔的物料衡算62.3塔板数的确定72.3.1理论板层数NT的求取72.3.1.1绘制苯-甲苯物系气液平衡相图72.3.1.2求最小回流比及操作回流比82.3.1.3求精馏塔的气、液相负荷82.3.1.4求操作线方程92.3.2逐板法求理论板92.3.3全塔效率的计算102.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算102.4.1操作压力计算102.4.2操作温度计算112.4.3平均摩尔质量计算112.4.3.2进料板平均摩尔质量计算112.4.3.3塔底平均摩尔质量计算112.4.3.4精馏段平均摩尔质量122.4.3.5提馏段平均摩尔质量122.4.4平均密度计算122.4.4.2液相平均密度计算122.4.5 液体平均表面张力计算142.4.6 液体平均粘度计算142.4.7 气液负荷计算152.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算162.5.1 塔径的计算162.5.2 精馏塔的有效高度的计算172.6塔板主要工艺尺寸的计算182.6.1溢流装置计算182.6.1.1堰长182.6.1.2溢流堰高度182.6.1.3弓形降液管宽度和截面积192.6.1.4 降液管底隙高度202.6.2塔板布置202.6.2.1塔板的分块202.6.2.2边缘区宽度确定202.6.2.3开孔区面积计算202.6.2.4筛孔计算及其排列212.7筛板的流体力学验算212.7.1塔板压降212.7.1.1干板阻力hc计算212.7.1.2气体通过液层的阻力计算222.7.1.3液体表面张力的阻力计算232.7.2液面落差232.7.3液沫夹带242.7.4 漏液242.7.5液泛242.8塔板负荷性能图252.8.1漏液线252.8.2液沫夹带线262.8.3液相负荷下限线272.8.4液相负荷上限线272.8.5液泛线282.9设计一览表29第三部分：换热器设计塔顶产品冷凝器设计313.1概述313.1.1设计任务书313.1.2设计内容313.1.3设计成果313.2课程设计313.2.1确定设计方案313.2.1.1选择换热器类型313.2.1.2管程安排323.2.2确定物性数据323.2.3估算换热面积323.2.4初选换热器规格343.2.5核算总传热系数K0343.2.5.1计算管程对流传热系数343.2.5.2计算壳程对流传热系数353.2.5.3计算总传热系数353.2.6核算壁温与冷凝液流型363.2.7计算压降363.2.7.1计算管程压降363.2.7.2计算壳程压降373.2.8换热器主结构参数和计算结果一览表373.3设计结果分析38第四部分:换热器设计塔顶产品冷却器设计394.1概述394.1.1设计任务书394.1.2设计内容394.1.3设计成果394.2课程设计394.2.1确定设计方案394.2.1.1估算传热面积，初选换热器型号394.2.1.2核算压降424.2.1.3核算总传热系数43第五部分:结语46第六部分：参考文献47第七部分：附录48第一部分：综述化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。1.1序言化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，要求更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。1.2任务书拟采用常压筛板塔分离苯-甲苯混合液。已知原料流量为4500kg/h。原料含苯组成35%（摩尔分数，下同）。精馏分离使塔顶产品苯含量不低于97%，塔底产品甲苯含量不低于98%；要求产品进入贮罐的温度不低于50，原料贮罐贮料、产品贮罐要满足八小时生产任务。设计任务1.画出流程方框图和带控制点的工艺流程图2.做分离全过程的物料衡算与热量衡算3.做换热器设计与精馏塔设计（1）换热器设计塔顶产品冷却器设计上述精馏生产过程中，需要将塔顶产品从80冷却到45，要求换热器的管程和壳程压降不大于10kpa，试选用合适的换热器。（2）精馏塔（筛板）设计完成上述分离任务所需的精馏塔相关设计原始数据：精馏塔塔顶压强：4kpa（表压），单板压降不超过0.7kpa，冷却水循环温度：25，饱和水蒸汽压：0.25Mpa（表压），设备型式：筛板（浮阀）塔，建厂地区压力：1atm第二部分：精馏塔设计筛板式精馏塔设计2.1概述2.1.1设计任务书试设计分离苯-甲苯混合物的筛板精馏塔。已知原料液的处理量为4500kg/h，组成为0.35（苯的质量分数），要求塔顶馏出液的组成为0.97，塔底釜液的组成为0.02。操作压力进料热状况回流比单板压降全塔效率4kPa（塔顶表压）50自选0.7kPa2.1.2设计条件试根据上述工艺条件作出筛板的设计计算。2.1.3工艺流程图原料液由高位槽经过预热器预热后进入精馏塔内。操作时连续的从再沸器中取出部分液体作为塔底产品（釜残液）再沸器中原料液部分汽化，产生上升蒸汽，依次通过各层塔板。塔顶蒸汽进入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然后进入贮槽再经过冷却器冷却。并将冷凝液借助重力作用送回塔顶作为回流液体，其余部分经过冷凝器后被送出作为塔顶产品。为了使精馏塔连续的稳定的进行，流程中还要考虑设置原料槽。产品槽和相应的泵,有时还要设置高位槽。且在适当位置设置必要的仪表（流量计、温度计和压力表）。以测量物流的各项参数。2.2工艺设计计算2.2.1设计方案的确定本设计任务书为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。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，其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。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。2.2.2精馏塔的物料衡算1) 料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率: 2) 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量:3) 原料处理量:4) 物料衡算总物料衡算：苯物料衡算：联立解得： 式中 F-原料液流量 D-塔顶产品量 W-塔底产品量2.3塔板数的确定 2.3.1理论板层数NT的求取 苯一甲苯属理想物系，可采用图解法求理论板层数。2.3.1.1绘制苯-甲苯物系气液平衡相图由手册查得苯一甲苯物系的气液平衡数据，绘出图，见下图2.3.1.2求最小回流比及操作回流比采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，自点e（0.350,0.350）作垂线即为进料线(q线)，该线与平衡线的交点坐标为yq=0.570，xq=0.350，故最小回流比为 xq=0.350。取操作回流比为2.3.1.3求精馏塔的气、液相负荷 2.3.1.4求操作线方程 精馏段操作线方程为：提馏段操作线方程为：2.3.2逐板法求理论板根据 可解得相平衡方程 精馏段理论塔板数：，因为,精馏段理论板 。提馏段理论板数：，因为,所以提留段理论板 。2.3.3全塔效率的计算2.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.4.1操作压力计算 塔顶操作压力每层塔板压降 进料板压力塔底操作压力精馏段平均压力提馏段平均压力2.4.2操作温度计算 依据操作压力，由泡点方程通过试差法计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸气压由安托尼方程计算，计算过程略。计算结果如下：塔顶温度进料板温度塔底温度精馏段平均温度提馏段平均温度2.4.3平均摩尔质量计算 2.4.3.1塔顶平均摩尔质量计算由,代入相平衡方程得2.4.3.2进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得，2.4.3.3塔底平均摩尔质量计算由,由相平衡方程，得yw=0.0552.4.3.4精馏段平均摩尔质量 2.4.3.5提馏段平均摩尔质量2.4.4平均密度计算 2.4.4.1气相平均密度计算 由理想气体状态方程计算，精馏段的平均气相密度 :提馏段的平均气相密度:2.4.4.2液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算，即 塔顶液相平均密度的计算 由，查手册得:，塔顶液相的质量分率：塔顶液相的密度：进料板液相平均密度的计算由，查手册得:，进料板液相的质量分率：进料板液相平均密度：塔底液相平均密度的计算：由，查手册得：3,3塔底液相的质量分率：塔底液相平均密度：精馏段液相平均密度为：提馏段液相平均密度为2.4.5 液体平均表面张力计算 液相平均表面张力依下式计算，即塔顶液相平均表面张力的计算 由，查手册得：，塔底液相平均表面张力的计算 由，查手册得 ,精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相平均表面张力为 2.4.6 液体平均粘度计算 液相平均粘度依下式计算，即 塔顶液相平均粘度的计算 由，查手册得：,解出进料板液相平均粘度的计算 ,由，查手册得： ,解出塔底液相平均粘度的计算 ,由，查手册得： ,解出精馏段液相平均粘度为：提馏段液相平均粘度为 2.4.7 气液负荷计算精馏段：提馏段： 2.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算2.5.1 塔径的计算塔板间距HT的选定很重要，它与塔高、塔径、物系性质、分离效率、塔的操作弹性，以及塔的安装、检修等都有关。可参照下表所示经验关系选取。塔径DTm0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT mm200300250350300450350600400600对精馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查斯密斯关联图 得；依式校正物系表面张力为时,可取安全系数为0.7，则（安全系数0.60.8）故 按标准,塔径圆整为 ,塔截面积为 则空塔气速。2.5.2 精馏塔的有效高度的计算精馏段有效高度为:提馏段有效高度为:在进料板上方开一人孔，其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为: 2.6塔板主要工艺尺寸的计算2.6.1溢流装置计算筛板式塔的溢流装置包括溢流堰，降液管和受液盘等几部分。其尺寸和结构对塔的性能有着重要影响。根据经验并结合其他影响因素，当因D=1.0m,可选用单溢流弓形降液管，不设进口堰，采用凹形受液盘。各项计算如下：2.6.1.1堰长取2.6.1.2溢流堰高度由 ,选用平直堰，堰上液层高度由公式计算，近似取E=1，则取板上清液层高度 ，故。2.6.1.3弓形降液管宽度和截面积由，查弓形降液管的参数图得，故 依式验算液体在降液管中停留时间，即故降液管设计合理。2.6.1.4 降液管底隙高度取则故降液管底隙高度设计合理。选用凹形受液盘，深度。2.6.2塔板布置2.6.2.1塔板的分块因，故塔板采用分块式。附录表-8，塔板分为三块。2.6.2.2边缘区宽度确定取 ，2.6.2.3开孔区面积计算开孔区面积按式计算，其中故 2.6.2.4筛孔计算及其排列所处理的物系无腐蚀性，因此可选用 碳钢板，取筛孔直径 。筛孔按正三角形排列，取孔中心距t为筛孔数目n为开孔率为气体通过阀孔的气速为2.7筛板的流体力学验算2.7.1塔板压降2.7.1.1干板阻力hc计算干板阻力由式计算，由查干筛孔的流量系数图得故液柱2.7.1.2气体通过液层的阻力计算气体通过液层的阻力由式 计算查充气系数关联图得，故液柱2.7.1.3液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力由式（5-23）计算：气体通过每层塔板的液柱高度可按下式计算：气体通过每层塔板的压降为2.7.2液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。2.7.3液沫夹带液模夹带量由下式计算故在本设计中液沫夹带量在允许范围内。2.7.4 漏液对筛板塔，漏液点气速可由下式计算：实际孔速稳定系数为故在本设计中无明显漏液。2.7.5液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高Hd应服从下式的关系苯-甲苯物系属一般物系，取，则板上不设进口堰，可由下式计算，即 故在本设计中不会发生液泛现象。2.8塔板负荷性能图2.8.1漏液线漏液线，又称气相负荷下限线。气相负荷低于此线将发生严重的漏液现象，气、液不能充分接触，使塔板效率下降整理得在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表。0.00060.3090.00100.3150.00150.3190.00200.323由此表数据即可作出漏液线1。 2.8.2液沫夹带线当气相负荷超过此线时，液沫夹带量过大，使塔板效率大为降低。对于精馏，一般控制eV0.1kg液/kg气。以ev=0.1kg液/kg为限,求Vs-Ls关系如下:由 整理得 在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于下表。0.00061.2180.00151.1580.00301.0810.00451.016由此表数据即可作出液沫夹带线2。2.8.3液相负荷下限线液相负荷低于此线，就不能保证塔板上液流的均匀分布，将导致塔板效率下降。 对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准。由式（5-7）得 取E=1，则 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。2.8.4液相负荷上限线该线又称降液管超负荷线。液体流量超过此线，表明液体流量过大，液体在降液管内停留时间过短，进入降液管的气泡来不及与液相分离而被带入下层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。以作为液体在浆液管中停留时间的下限，得据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。2.8.5液泛线若操作的气液负荷超过此线时，塔内将发生液泛现象，使塔不能正常操作。液泛可分为降液管液泛和液沫夹带液泛两种情况，在浮阀塔板的流体力学验算中通常对降液管液泛进行验算。为使液体能由上层塔板顺利地流入下层塔板，降液管内须维持一定的液层高度Hd，联立得 ，式中将有关数据带入，得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表：0.00061.2380.00151.1550.00301.0360.00450.919 由此表数据即可作出液泛线5根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图： 在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板上限为液泛控制，下限为漏液控制。由图查得 故操作弹性为 2.9设计一览表将设计筛板的主要结果汇总于下表：序号 项目数值 序号项目数值1 平均温度90.717边缘区宽度，m0.0352平均压力109.518开孔区面积0.5323气相流量0.63919筛孔直径，m0.0054液相流量0.002020筛孔数目n27135实际塔板数2621孔中心距t，m0.0156有效段高度Z，m10.422开孔率，%10.17塔径D，m1.023空塔气速u，m/s0.8148板间距，m0.424筛孔气速，m/s11.899溢流形式单溢流25稳定系数2.0410降液管形式弓形26每层塔板压降，kPa0.50411堰长，m0.6627负荷上限液泛控制12堰高，m0.05928负荷下限漏液控制13板上液层高度，m0.0629液沫夹带，（kg液/kg气）0.114堰上液层高度，m0.02130气相负荷上限，1.06315降液管底隙高度0.01231气相负荷下限，0.30916安定区宽度，m0.06532操作弹性3,440第三部分：换热器设计塔顶产品冷凝器设计3.1概述3.1.1设计任务书前段精馏生产过程中，需要将塔顶产品从80冷却至45，在冷却之前需要将80的气态产品冷凝成液态。要求换热器的管程和壳程压降不大于10kpa，试选用合适的换热器。3.1.2设计内容1 确定设计方案2 初选换热结构和尺寸3 核算换热器的传热能力及流体阻力4 确定换热器的工艺结构3.1.3设计成果1 设计说明书一份（要求：封面、目录、任务书、正文、参考文献、附录）2 换热器主要结构尺寸图3.2课程设计3.2.1确定设计方案3.2.1.1选择换热器类型两流体温度变化情况：热流体（苯和甲苯混合蒸汽）进口温度80，出口温度80；冷流体(水)进口温度25，并设定冷流体（水）出口温度55，该换热器用循环冷却水冷却，热流体定性温度为：冷流体定性温度为： 所以选用固定管板式换热器。3.2.1.2管程安排 由于需要冷凝的产品为饱和蒸汽，相对来说比较清洁，为了提高传热效率，所以宜走壳程；而且冷却水走管程，更有利于苯蒸汽的散热与冷凝。所以确定：冷却水走管程，苯蒸汽走壳程。3.2.2确定物性数据管程热流体（混合蒸汽）定性温度为：壳程冷流体（冷却水）定性温度为： 由于塔顶混合蒸汽中甲苯含量少，故可将塔顶产品看做纯苯蒸汽来计算。可查到在80.1下纯苯的物性数据及40下水的物性数据如下：流体温度/密度/（kg/m3）黏度/mPas比热容/kJ/(kg)热导率/W/(m)苯80.18100.191.960.13水409930.684.180.633.2.3估算换热面积1) 确定精馏塔物料总摩尔量 解得n=14.33mol2) 确定精馏塔塔顶塔釜产品流量已知塔顶苯的含量为97%，塔釜苯的含量为2%，设塔顶苯的含量为X1，塔釜为X2，塔顶甲苯含量为Y1，塔釜为Y2，可列如下关系式： 解得X1=4.83mol X2=0.19 molY1=0.15 molY2=9.16mol塔顶产品流量：塔釜产品流量：已知精馏塔的回流比为3.62，故精馏出产品蒸汽的流量为：3) 计算热负荷4) 计算逆流温差5) 选取经验传热系数K根据管程走冷却水，壳程走纯苯蒸汽，总传热系数K=470815W/(m2),现暂取K=500W/(m2)。6) 估算传热面积 3.2.4初选换热器规格初选换热器规格如下：公称直径D：600mm 管长L：2000mm管程数Np : 4 管子直径：25mm2.5mm管子数N：222 排列方式：正三角形该换热器实际换热面积：33.1m2。3.2.5核算总传热系数K03.2.5.1计算管程对流传热系数冷却水流量为:按照湍流时的计算公式，有校正系数该换热器的实际对流传热系数3.2.5.2计算壳程对流传热系数暂取管壁温度为60，则3.2.5.3计算总传热系数1) 确定污垢热阻：（有机液体） (水)2) 确定总传热系数：所以，所选定的换热器符合要求。3.2.6核算壁温与冷凝液流型1) 核算壁温忽略管壁热阻，按以下近似计算公式计算：与估计值60基本相等，可以接受。2) 核算流型冷凝负荷 : 符合层流假设3.2.7计算压降3.2.7.1计算管程压降取碳钢的管壁粗糙度为0.1mm，则=0.005，而=9629.765,于是对于25mm2.5mm的管子有Ft=1.4,且Np=2,Ns=13.2.7.2计算壳程压降壳程为恒温恒压蒸汽冷凝，其压降可忽略。由此可知，所选换热器合适。3.2.8换热器主结构参数和计算结果一览表3.3设计结果分析该设计基本能完成任务书中对换热器任务的要求，且选用标准换热器，故换热器的使用简单，方便。该换热器不足之处是设计的面积裕度较低，但这是所要求K值范围内相对最符合要求的换热器，同时，产品从冷凝换热器流出后将进入冷却换热器，故对换热结果影响不大。综上，所选用换热器基本符合任务书要求。第四部分:换热器设计塔顶产品冷却器设计4.1概述4.1.1设计任务书上述精馏生产过程中，需要将塔顶产品从80冷却到45，要求换热器的管程和壳程压降不大于10kpa，试选用合适的换热器。4.1.2设计内容1 确定设计方案2 初选换热结构和尺寸3 核算换热器的传热能力及流体阻力4 确定换热器的工艺结构4.1.3设计成果1 设计说明书一份（要求：封面、目录、任务书、正文、参考文献、附录）2 换热器主要结构尺寸图4.2课程设计4.2.1确定设计方案4.2.1.1估算传热面积，初选换热器型号由于塔顶馏出物中97%以上为苯，故将产物按纯物质苯的物性数据来计算苯的定性温度查附录得苯在定性温度下的物性数据如下：密度h定压比热容Cph导热系数h粘度h828.6 kg/m31.841kJ/（kgk）0.129W/(mk)0.35210-3Ns/m2根据设计经验，选定冷却水温升为8，由于海南处于亚热带地区，常年气候炎热，再考虑水在温度较低的情况下受外界影响波动大，故选择水进口温度为30，则出口温度为38水的定性温度：查得水在定性温度下的物性数据如下：密度c定压比热容Cpc导热系数c 粘度c993.5 kg/m34.174 kJ/（kgk）0.624 W/(mk)0.737110-3Ns/m2（1） 热负荷计算故冷却水消耗量（2） 确定流体流径设计任务中热流体为苯，冷流体为水，一方面为了是苯通过壳壁面向空气散热，另一方面考虑到水容易结垢，为了方便清洗，故选择苯走壳程，水走管程（3） 计算平均温度差暂时按照单壳程，双管程考虑，先求逆流平均温度差苯 水 故计算R和P：R= P=由R,P值查图得故可行 （4） 选K值，估算传热面积 参考经验值，初选K=520w/(m2.)初选换热器型号：项目数值项目数值公称直径273mm管长6000mm公称压力4MPa 管子数20根管子尺寸中心排管数5管中心距32mm 管程数2公称面积9.1m2 管程流通面积0.0031m2 管子排列方式正三角形采用此种规格的换热器，要求过程的总传热系数KO=4.2.1.2核算压降（1） 管程压降： （2） 管程流速： 对于碳钢管，取管壁粗糙度，则相对粗糙度由关系图，查得，则： （3）壳程压降 管子为正三角形排列，,取折流挡板间距壳程流通面积壳程流速雷诺数Reo=计算结果表明，管程和壳程压降均能满足设计要求4.2.1.3核算总传热系数（1）管程对流传热系数 (2)壳程对流传热系数（对于圆缺型折流挡板，采用克恩法）管子为正三角形排列，当量直径壳程流通面积壳程流速壳程中苯被冷却，故取 （3）总传热系数K的计算根据经验取，管壁热阻，故所选换热器是合适的（4）冷热流体进出口接管尺寸计算壳程流体进出口接管：，则接管内径管程流体进出口接管：，则接管内径圆整取50mm换热器主要结构尺寸和计算结果第五部分:结语课程设计是化工原理课程的一个总结性教学环节，是培养学生综合运用本门课程及有关选修课程的基本知识去解决某一设计任务的一次训练。在整个教学计划中，它也起着培养学生独立工作能力的重要作用。 课程设计不同于平时的作业，在设计中需要学生自己做出决策，即自己确定方案，选择流程，查取资料，进行过程和设备计算，并要对自己的选择做出论证和核算，经过反复的分析比较，择优选定最理想的方案和合理的设计。所以，课程设计是培养学生独立工作能力的有益实践。 通过课程设计,学生应该注重以下几个能力的训练和培养： 1. 查阅资料，选用公式和搜集数据(包括从已发表的文献中和从生产现场中搜集)的能力； 2. 树立既考虑技术上的先进性与可行性，又考虑经济上的合理性，并注意到操作时的劳动条件和环境保护的正确设计思想，在这种设计思想的指导下去分析和解决实际问题的能力； 3. 迅速准确的进行工程计算的能力；整个设计是由论述、计算和绘图三部分组成。论述应该条理清晰，观点明确；计算要求方法正确，误差小于设计要求，计算公式和所用数据必须注明出处；图表应能简要表达计算的结果。设计后期的答辩，及时了解学生设计能力的补充过程，也是提高设计水平，交流心得和扩大收获的重要过程。答辩通常包括个别答辩和公开答辩两种形式。个别答辩的目的不仅是对学生进行全面考核，更主要的是促进学生开动脑筋,提高设计水平。所以，在个别答辩后，应允许学生修改补充自己的图纸和说明书。公开答辩是在个别答辩的基础上，选出几个有代表性的学生在全班公开答辩，实际上是以他们的中心发言来引导全班性的讨论，目的是交流心得、探讨问题和扩大收获。 第六部分：参考文献1柴诚敬.化工原理上册M.北京：高等教育出版社，2005(1)：3482付家新，王卫国，肖稳发.化