煤油冷却器的设计

化工原理课程

设计说明书

设计题目：煤油冷却器的设计

学院：化学化工学院

班级：

学号：

姓名：

指导老师：

日期：

目录

一．列管式换热器设计任务书

二．列管式换热器设计书

1.概述

2.设计原则

(1)流体通道的选择 （2）流体流速的选择

(3)流体两端温度的确定（4）管径、管子排列方式和壳体直径的确定

（5）管程、壳程数的确定（6）折流板

（7）换热器中传热与流体流动阻力计算

3．列管式换热器的选用和设计的一般步骤

4．初步设计方案

5. 工艺结构尺寸的计算

(1)管径和管内流速 (2) 管程数和传热管数

(3)传热管的排列和分程方法(4) 壳体内径(5) 折流板(6) 折流板

6.换热器核算

（1）热流量核算 （2）核算压强降 （3）管板厚度计算

（4）膨胀节计算 （5）零部件结构的选取

三．附表 表一：固定管板式换热器的基本参数

表二：常用固定管板式换热器的传热系数的范围

表三：常用体流的污垢热阻

四．参考文献

五．心得体会

列管式换热器设计任务书

一 设计题目：煤油冷却器的设计

二 设计任务及操作条件

1.处理能力：15万吨/年煤油

2设备形式：列管式换热器

3.操作条件

（1） 煤油：入口温度130℃，出口温度50℃

（2） 冷却介质：自来水，入口温度25℃，出口温度45℃

（3） 允许压强降：不大于100kPa

（4） 煤油定性温度下的物性数据：密度825kg/m3，黏度7.15×

10-4Pa.s，比热容2.22kJ/(kg.℃)，导热系数0.14W/(m.℃)

（5） 每年按330天计，每天24小时连续运行

三 选择适宜的列管式换热器并进行核算

3.1 传热计算

3.2 管、壳程流体阻力计算

3.3管板厚度计算

3.4 U形膨胀节计算（浮头式换热器除外）

3.5 管束振动

3.6 管壳式换热器零部件结构

四 绘制换热器装配图（A1图纸）

五．参考文献

[1] 夏清，姚玉英,陈常贵,等. 化工原理[M]. 天津：天津大学出版

社，2001

[2] 华南理工大学化工原理教研组. 化工过程及设备设计[M]. 广州：华南理工大学出版社，1996

[3] 刁玉玮,王立业. 化工设备机械基础（第五版）[M]. 大连：大连

理工大学出版社, 2000

[4] 大连理工大学化工原理教研室．化工原理课程设计[M]. 大连：

大连理工大学出版社，1996

[5] 魏崇光，郑晓梅. 化工工程制图[M]. 北京：化学工业出版

社,1998

[6] 娄爱娟,吴志泉. 化工设计[M].上海：华东理工大学出版社，2002

[7] 华东理工大学机械制图教研组. 化工制图[M]. 北京：高等教育

出版社，1993

[8] 王静康. 化工设计[M]. 北京：化学工业出版，1998

[9] 傅启民. 化工设计[M]. 合肥：中国科学技术大学出版社，2000

[10] 董大勤. 化工设备机械设计基础[M]. 北京：化学工业出版社,1999

[11] GB 151-1999管壳式换热器

[12] JB/T 4715-92 固定管板式换热器与基本参数

[13] 靳明聪. 换热器[M]. 重庆：重庆大学出版社，1990

[14] 兰州石油机械研究所. 换热器[M]. 北京：烃加工出版社，1986

列管式换热器设计书

一． 概 述

在不同温度的流体间传递热能的装置称为热交换器，简称热换器。在热换器中至少需要两种温度不同的流体，一种流体温度较高，放出热量；另一种流体温度较低，吸收热量。

在化工、石油、动力、制冷、食品等行业中广泛使用各种换热器，它们也是这些行业的通用设备，并占有十分重要的地位。

随着换热器在工业生产中的作用和地位的不同，换热器的类型也多种多样，不同类型的换热器也各有优缺点，性能各异。列管式换热器是最典型的管壳式换热器，它在工业上的应用有着悠久的历史，而且至今仍在换热器中占据主导地位。

列管式换热器种类很多，目前广泛使用的按其温差补偿结构来分，主要有以下几种：

1.固定管板式换热器：

这类换热器的结构比较简单、紧凑、造价便宜，但管外不能机械清洗。此种换热器管束连接在管板上，管板分别焊在外壳两端，并在其上连接有顶盖，顶盖和壳体装有流体进出口接管。通常在管外装置一系列垂直于管束的挡板。同时管子和管板与外壳的连接都是刚性的，而管内管外是两种不同温度的流体。因此，当管壁与壳壁温差较大时，由于两者的热膨胀不同，产生了很大的温差应力，以至管子扭弯或使管子从管板上松脱，甚至毁坏换热器。为了克服温差应力必须有温差补偿装置，一般在管壁与壳壁温度相差50℃以上时，为安全

起见，换热器应有温差补偿装置。但补偿装置（膨胀节）只能用在壳壁与管壁温差低于60～70℃和壳程流体压强不高的情况。一般壳程压强超过600kpa时由于补偿圈过厚，难以伸缩，失去温差补偿的作用，就应考虑其他结构。

2．填料函式换热器：

这类换热器管束一端可以自由膨胀，结构比浮头式简单，造价也比浮头式低。但壳程内介质有外漏的可能，壳程中不应处理易挥发、易燃、易爆和有毒的介质。

3．U型管式换热器：

U形管式换热器，每根管子都弯成U形，两端固定在同一块管板上，每根管子皆可自由伸缩，从而解决热补偿问题。管程至少为两程，管束可以抽出清洗，管子可以自由膨胀。其缺点是管子内壁清洗困难，管子更换困难，管板上排列的管子少。优点是结构简单，质量轻，适用于高温高压条件。

4．浮头式换热器：

换热器的一块管板用法兰与外壳相连接，另一块管板不与外壳连接，以使管子受热或冷却时可以自由伸缩，但在这块管板上连接一个顶盖，称之为“浮头”，所以这种换热器叫做浮头式换热器。其优点是：管束可以拉出，以便清洗；管束的膨胀不变壳体约束，因而当两种换热器介质的温差大时，不会因管束与壳体的热膨胀量的不同而产生温差应力。其缺点为结构复杂，造价高。

二．设计原则

（1）流体通道的选择

流体通道的选择可参考以下原则进行：

1.不洁净和易结垢的流体宜走管程，以便于清洗管子；

2.腐蚀性流体宜走管程，以免管束和壳体同时受腐蚀，而且管内也便于检修和清洗；

3.高压流体宜走管程，以免壳体受压，并且可节省壳体金属的消耗量；

4.饱和蒸汽宜走壳程，以便于及时排出冷凝液，且蒸汽较洁净，不易污染壳程；

5.被冷却的流体宜走壳程，可利用壳体散热，增强冷却效果；

6.有毒流体宜走管程，以减少流体泄漏；

7.粘度较大或流量较小的流体宜走壳程，因流体在有折流板的壳程流动时，由于流体流向和流速不断改变，在很低的雷诺数（Re

件下，将上述流体通入多管程中也可得到较高的对流传热系数。 在选择流体通道时，以上各点常常不能兼顾，在实际选择时应抓住主要矛盾。如首先要考虑流体的压力、腐蚀性和清洗等要求，然后再校核对流传热系数和阻力系数等，以便作出合理的选择。

(2)流体流速的选择

换热器中流体流速的增加，可使对流传热系数增加，有利于减少污垢在管子表面沉积的可能性，即降低污垢热阻，使总传热系数增大。然而流速的增加又使流体流动阻力增大，动力消耗增大。因此，适宜的流体流速需通过技术经济核算来确定。充分利用系统动力设备的允许压降来提高流速是换热器设计的一个重要原则。在选择流体流速时，除了经济核算以外，还应考虑换热器结构上的要求。

(3)流体两端温度的确定

若换热器中冷、热流体的温度都由工艺条件所规定，则不存在确定流体两端温度的问题。

(4)管径、管子排列方式和壳体直径的确定

小直径管子能使单位体积的传热面积大，因而在同样体积内可布置更多的传热面。或者说，当传热面积一定时，采用小管径可使管子长度缩短，增强传热，易于清洗。但是减小管径将使流动阻力增加，容易积垢。对于不清洁、易结垢或粘度较大的流体，宜采用较大的管径。因此，管径的选择要视所用材料和操作条件而定，总的趋向是采用小直径管子。

管长的选择是以合理使用管材和清洗方便为原则。国产管材的长

度一般为6m，因此管壳式换热器系列标准中换热管的长度分为1.5、2、3或6m几种，常用3m或6m的规格。长管不易清洗，且易弯曲。此外，管长L与壳体D的比例应适当，一般L/D=4～6。

管子的排列方式有等边三角形、正方形直列和正方形错列三种。等边三角形排列比较紧凑，管外流体湍动程度高，对流传热系数大；正方形直列比较松散，对流传热系数较三角形排列时低，但管外壁清洗方便，适用于壳程流体易结垢的场合；正方形错列则介于上述两者之间，对流传热系数较直列高。

换热器壳体内径应等于或稍大于管板的直径。通常是根据管径、管数、管间距及管子的排列方式用作图法确定。

(5)管程和壳程数的确定

当流体的流量较小而所需的传热面积较大时，需要管数很多，这可能会使流速降低，对流传热系数减小。为了提高流速，可采用多管程。但是管程数过多将导致流动阻力增大，平均温差下降，同时由于隔板占据一定面积，使管板上可利用的面积减少。设计时应综合考虑。采用多管程时，一般应使各程管数大致相同。

(6)折流板

折流板又称折流挡板，安装折流板的目的是为了提高壳程流体的对流传热系数。其常用型式有弓形折流板、圆盘形折流板以及螺旋折流板等。常用型式为弓形折流板。折流板的形状和间距对壳程流体的流动和传热具有重要影响。

(7)换热器中传热与流体流动阻力计算

有关列管式换热器的传热计算可按已选定的结构型式,根据传热过程各个环节分别计算出两侧流体的对流传热热阻及导热热阻，得到总传热系数，再按公式进行换热器传热计算。列管式换热器中流动阻力计算应按壳程和管程两个方面分别进行。它与换热器的结构型式和流体特性有关，一般对特定型式换热器可按经验方程计算。

三．列管式换热器的选用和设计的一般步骤

列管式换热器的选用和设计计算步骤基本上是一致的，其基本步骤如下：

1．估算传热面积，初选换热器型号 （1） 根据传热任务，计算传热速率；

（2） 确定流体在换热器中两端的温度，并按定性温度计算流体物性； （3） 计算传热温差，并根据温差修正系数不小于0.8的原则，确定壳程数或调整加热介质或冷却介质的终温； （4） 根据两流体的温差，确定换热器的型式； （5） 选择流体在换热器中的通道；

（6） 依据总传热系数的经验值范围，估取总传热系数值； （7） 依据传热基本方程，估算传热面积，并确定换热器的基本尺寸或按系列标准选择换热器的规格；

（8） 选择流体的流速，确定换热器的管程数和折流板间距。 2．计算管程和壳程流体的流动阻力

根据初选的设备规格，计算管程和壳程流体的流动阻力。检查计算结果是否合理和满足工艺要求。若不符合要求，再调整管程数或折

流板间距，或选择其他型号的换热器，重新计算流动阻力，直到满足要求为止。

3．计算传热系数，校核传热面积

计算管程、壳程的对流传热系数，确定污垢热阻，计算传热系数和所需的传热面积。一般选用换热器的实际传热面积比计算所需传热面积大10%～25%，否则另设总传热系数，另选换热器，返回第一步，重新进行校核计算。

上述步骤为一般原则，可视具体情况作适当调整，对设计结果应进行分析，发现不合理处要反复计算。

四．初步设计方案 1.选择换热器的类型

两流体温的变化情况：热流体进口温度130℃ 出口温度50℃；冷流体进口温度25℃，出口温度为45℃。该换热器用循环冷却水冷却，冬季操作时，其进口温度会降低，考虑到这一因素，估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大，因此初步确定选用固定管板式换热器。 2.管程安排

由于水的对流传热系数一般较大，且水较易结垢，所以应使冷却水走换热器的管程，煤油走壳程。 3.确定物性数据

因为水为低黏度流体，其定性温度可取流体进出口温度的平均

值。故其定性温度为：t=物性数据如下：

密度

4525

=35℃。查表得水在35℃时的有关2

994kg/m3，黏度 0.727×10-3Pa.s，比热容

4.187kJ/(kg.℃)，导热系数0.626W/(m.℃). 煤油的定性温度为t=性数据如下：

密度825kg/m3，黏度7.15×10-4Pa.s，比热容2.22kJ/(kg.℃)，导热系数0.14W/(m.℃)。 4.计算相关的物理量 （1）煤油流量

Wh=15×10000×1000/(330×24×3600)=5.261㎏/s

13050

=90℃，查表得煤油在90℃时的有关物2

(2)热负荷

Q=whcph(T1T2)=5.261×2.22×1000×(130－50)=934343 W （3）冷却水流量

9343433600Q

40168 ㎏/h WC==3

cpc(t2t1)4.18710(4525)

(4)计算两流体的平均温度差 暂按单壳程、多管程进行计算。

tm

/

t2t1(13045)(5025)

49.0oC = lnt2=130451ln

5025

t2t14525T1T213050

0.194 而P＝=,R＝=

4525T1t113025t2t1

查表得：t =0.87，所以

/tt△t =×m=0.87×49.0=42.63 ℃

m

（5）计算传热面积 假设K=300 W/(m.℃)，故

934343Q

S==73.1 ㎡

Ktm30042.63

五．工艺结构尺寸的计算

1．管径和管内流速 选用的是Φ25×2.5mm传热管（碳钢），取管内水的流速u=0.7m/s。 2.管程数和传热管数

ns=

V

4



2

diu

40168/(3600994)

≈51根

0.7850.0220.7

按单程计算所需传热管的长度

S73.1L18.3 m

dons3.140.02551

单程管计算，传热管过长，采用多管程结构。取L=4.5m，则换热器的程数为

NpL/l=18.3/4.5≈4

所以传热管总根数N=4×51=204 根 3.传热管的排列和分程方法

采用组合排列方法，即每程内均按正三角形排列。取管心距t=1.25do，则

t=1.25×25=31.25≈32 mm 横过管束中心的管数为

nc1.N1.1204=16 根 4.壳体内径

采用多管程结构，取管板利用率=0.7，则壳体内径为 D=1.05tN/1.05204/0.7t=573.6 mm 可取整壳体公称直径D=600mm。 5.折流板

采用弓形折流板，取弓形折流板圆缺高度为壳体内径的25%，则切去的圆缺高度为

h=0.25×600=150mm

取折流板间距B=0.4D B=0.4×600=240 mm， 则可取挡板间距为300 mm。 折流挡板数NB=

传热管长

－1=4500/300-1=14 块，

折流板间距

折流板圆缺面水平装配。 6.接管

壳程流体进出口接管：取接管内煤油流速为u1=1.0m/s,则接管内径为： d1

4V145.261

=0.090 m u18253.141.0

取整后圆管内径可取为100mm。

管程流体进出口接管：取接管内循环水流速u2=1.5m/s，则接管内径为：

d2

4V2440168

=0.098 m u236009943.141.5

取整后圆管内径也可取为100mm。 所以各接管处的圆管内径都可取为100mm。

根据以上各数据的分析，可选用G600Ⅳ—1.0—77型换热器。其有关参数见下表：

此换热器的实际传热面积：

Sondl2223.140.025(4.51)=76.7㎡

若选择该型号的换热器，则要求过程的总传热系数为

Q934343

Ko=285.8 W/(m.℃)

Sotm76.742.63

六．换热器核算 1.热流量核算

（1）壳程对流传热系数 对圆缺折流板，用克恩法计算： 00.36

1

de

Re0

0.55

Pr(

0.14

) w

当量直径，由正三角形排列得：

222π2

4(0.0320.025)tdo)

de

＝==0.020 m

3.140.025πdo

壳程流通最大截面积： So = BD(1－

do0.025

)=0.039 ㎡ )=0.30.6(1

t0.032

壳程流体流速为：

v5.261

uo=0.164 m/s

so8250.039

雷诺数：Reo

deuo0.0200.164825

3785 4

7.1510

2.2210007.15104

普朗特数：Pr＝＝＝11.34

0.14粘度校正：(

cp

0.14

)≈1 w

0.14

)(3785)0.5511.341=526 W/(m.℃) 0.020

所以,o0.36(

（2）管程对流传热系数



i= 0.023i

di

Rei

0.8

Pri

0.4

管程流体流通截面积：

Si



4

di

2

N2220.0220.017 ㎡ Np44

管程流体流速为：

ui

v401680.66 m/s si36009940.017

diui0.020.66994

18048 30.72710

雷诺数：Rei

4.18710000.727103

普朗特数：Pr＝＝4.86 i＝0.626

cp

0.6260.80.4

(18048)(4.86)3444 W/(m.℃)所以，i= 0.023

0.02

（3）污垢热阻 参考数据表，管内、外侧污垢热阻可分别取为 Rsi0.00034 m.℃/W, Rso0.00017 m.℃/W （4）总传热系数K

1bdododo

RRK 1/（α＋so＋＋＋si）

dαddomiii

1

＝10.00250.0252525

0.000170.00034

45.30.022520344420526

＝342.4 W/(m.℃)

由前面的计算可知，选用该型号换热器时要求过程中总传热系数为285.8 W/(m.℃)，在规定的流动条件下，计算出的K值为342.4

K342.41.20 W/(m.℃)，因为：

Ko285.8

在1.15至1.25之间，故所选择的换热器是合适的。 （5）传热面积S

S

Q934343

64.0 ㎡ Ktm342.442.63

该换热器的实际传热面积：So76.7 ㎡ 该换热器的面积裕度为： H=

SpSS

76.764.0

100%100%19.8%

64.0

传热面积裕度合适，所以该换热器能够完成生产任务。

2.核算压强降 （1）管程压强降

∑△pi＝（△p1+△p2）Ft NpNs

△p1 ，△p2 ——分别为直管和回弯管中因摩擦阻力引起的压强降 Ft——结垢校正因数，量纲为1，对Φ25×2.5mm的传热管取1.4 Np —管程数，Np=4 Ns—串联的壳程数，Ns=1。 管程流通面积为：

N2222

0.020.0174 ㎡ Aidi

4Np44

2



管程流体流速为：

ui

vs401680.645 m/s Ai36009940.0174

diui0.020.645994

17638（湍流） 30.72710

雷诺数：Rei

设管壁粗糙度=0.1mm,

d中可查得：=0.035



i

0.1==0.005,由Re关系图20

2

lui4.50.6452

i=0.035994=1628 Pa 所以：△p1＝i

di20.022

△p2＝

ui2

2

0.6452

994＝620 Pa i＝32

∑△pi＝（1628+620）1.441＝12589 Pa

∑△po＝（p1＋p2）Fs Ns p1—流体横过管束的压强降 p2—流体通过折流板缺口的压强降

Fs—壳程压强降的结垢校正因数，量纲为1，对液体可取1.15

//

/

/

其中，p1=F fo nc (NB+1)

/

uo2

22

2hu/o

，p2=NB（3.5－）

D2

F—管子排列方法对压强降的校正因数，对正三角形排列F=0.5 fo ——壳程流体的摩擦系数，当Reo>500时，fo＝5.0ReReo nc——横过管束中心线的管子数，16根 NB——折流挡板数，14块 h—折流挡板间距，0.3m

0.228

uo—按壳程流通面积Ao计算的流速，而Ao=h（D-ncdo）。

壳程流通截面积：

)0.06 ㎡ Ao=h（D-ncdo）=0.3(0.6160.025壳程流体流速为：

uo

vs5.261

0.11 m/s Ao8250.06

douo0.0250.11825

3173 > 500 4

7.1510

0.228

0.228

=5.03173=0.80

雷诺数：Reo

fo＝5.0ReReo

2

8250.11/

所以：p1=0.50.8016(141)=479 Pa

2

2

20.38250.11/

) p2=14(3.5=175 Pa 0.62

∑△po＝（479+175）1.151=752 Pa

因此，壳程压强降在允许的范围内。

综上所述，管程和壳程压强降都能满足题设要求。 3.管板厚度计算 固定管板厚度设计采用BS法。 假设管板厚度b=40mm，总换热管数量 n=222。

一根管壁金属横截面积为：

2

ad0di2）（252202）176.6mm2

44



开孔温度削弱系数（4程）：

0.6

两管板间换热管有效长度(除掉两管板厚)L取4420mm。 计算系数K：

2

K1.32

Dibna1200

1.32Lb100222176.6

0.64300100

=6.18 所以，K=2.5

按管板筒支考虑，依K值查《化工单元过程及设备课程设计》化学工业出版社：图4-45，图4-46，图4-47得：

G12.9，G2-0.65，G32.8

管板最大应力:

t

1（PsPt）G21（6.90.4）（0.65）P6.4157.4Mpaa0.6070.233

或

1（PsPt）G31（6.90.4）2.8

tPa6.41101.2Mpa

0.6070.233 筒体内径截面积： A



4

Di

2



4

12002=1538600 mm2

管板上管孔所占的总截面积：

n2

do222252=615555.8mm2 C44

系数



A-C1538600615555.8

0.6A1538600

系数 

na222176.6

0.24

AC1538600615555

壳程压力： Ps6.9Mpa 管程压力: Pl0.4Mpa

（6.90.4（10.24）6.404Mpa l1） 当量压差： PaPs-P

管板采用16Mn锻： r150Mpa 换热管采用10号碳系钢： t112Mpa 管板管子程度校核：

rmax219.6Mpa1.51.5150225Mpa

t112Mpa a tmax101.2Mp

管板计算厚度满足强度要求。考虑管板双面腐蚀取C22㎜,实际管板厚为42mm. 4. 膨胀节计算

根据《化工设备机械基础》中的选用标准，由GB96475—1997知：当公称直径为600mm，且公称压力为1.0MPa时，可以选用Q235—A型的波形膨胀节，它的壁厚为4mm，单波轴向刚度为11.4KN/mm,补偿量为2.5mm。 5. 零部件结构的选取

由于零部件结构的计算比较麻烦，所以参照书上的数据可得相应的固定管板式换热器的有关数据：

壳体壁厚为10mm，折流板厚度为5mm，数量为14，接管壁厚为4mm。 椭圆形封头的曲面高度为150mm,直边高度为50mm，厚度为8mm。 接管法兰外径为210mm，螺栓孔位置在170mm处，突缘半径为148mm,螺栓孔直径为18mm，接管法兰厚度为18mm。

拉杆的直径为12mm,需4根拉杆，而包裹在其外的定距管的直径则为25mm。

鞍式支座中，底板长度为540mm,A型底板宽度为150mm，B型底板宽度为160mm，螺栓孔间距长420mm。

附表：

表一：固定管板式换热器的基本参数

表二：常用固定管板式换热器的传热系数的范围

表三：常用体流的污垢热阻

参考文献

[1] 夏清，姚玉英,陈常贵主编《化工原理》[M]. 天津：天津大学出版社，2001年

[2] 华南理工大学化工原理教研组《化工过程及设备设计》[M]. 广州：华南理工大学出版社，1996年

[3] 刁玉玮,王立业《化工设备机械基础（第五版）》[M]. 大连：大

连理工大学出版社, 2000年

[4]魏崇光，郑晓梅主编《化工设备结构图册》[M]北京：化学工业出版社,1998年

[5]GB 151-1999管壳式换热器

[6] JB/T 4715-92 固定管板式换热器与基本参数 [7] 网上资源

心得体会

这次为期两个星期左右的课程设计就要结束，这次的任务是设计一个列管式换热器。虽然设计和学习的时间不长，却收获颇多，受益匪浅。

首先，这次课程设计是我们所接触的实践任务中最繁琐的、专业性最强的，所要用到的知识很多，包括机械设计基础、机械制图、工程热力学、传热学、流体力学、制冷原理和换热器原理与设计等方面的知识。这些知识不是机械的相加，而是需要全面的考虑和整体布局，不止一次因为考虑不全而要重新来过；有时会不耐烦，可想想不耐烦对我没有任何益处，便及时的调整过来。最后，整体计算了四次才选定初步的换热器型号。而且，有时为了一个数据查找了好几本书，还是找不到结果的时候，是挺纳闷的，很容易让人想放弃。但有目标在，继续寻找，努力终会结果，这结果就是对努力的奖励。特别是在其他同学都还没找到而你找到，拿来跟其他同学共享，那更是一件乐事。在辛苦的同时，享受着辛苦带来收获的喜悦。

其次，这次课程设计还考验了我们的团队合作精神，以及严谨的工作态度、平和的心态。这次设计工作量大，用到的知识多，而且我们又是第一次设计，所以单独靠自己是不法完满的完成本次课程设计。我们同学之间经常要进行讨论，甚至争论，这样，我们就能发现问题，并能因此产生比较合理的结果和方法。大家都明白了，那其他的都不是问题。同时争论让我更加清楚地了解自己，让我明白我要更加耐心的表达我的想法，把问题解析清楚，也要耐心的听其他同学的意见。如果有实在解决不了的问题，就去向老师咨询，老师会耐心地给我们讲解，直到我们完全弄明白了为止。

最后要提到的就是绘图了。由于工程制图不是我们的专业，而且我们学了将近两年了，差不多都将其内容忘光了。于是乎我们只能捧着厚厚的课本将其仔细的复习一遍，然后再进行正式的绘图工作。绘图过程中遇到了不少的麻烦，简直让人头疼。刚开始整体的布局规划就很啰嗦，要布局得当才能使图既能够画完，又表现得十分清晰。而且因为换热器中有很多的零部件，它们的尺寸或者厚度很小，画的时候很难准确地按照比例将其绘画出来。于是，我们每天早出晚归，一整天都已画室为家，终于功夫不负有心人，最后将换热器图圆满顺利地完成了。

虽然在这次的换热器设计中遇到了很多的麻烦，但最终通过自

己的努力、同学的帮助以及老师的耐心讲解，最终还是完成了任务。通过这次的设计任务，我巩固了以前所学习的知识，并让我对化工知识有了更深的认识和理解，还增强了我的查阅能力以及动手能力。总之，收获还是蛮多的。