日产8万立方米氢气的生产装置设计.docx

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1、目录一、综述1二、设计工艺计算.41.物料衡算.42.热量衡算.8三、物料平衡图. .13四、参考文献. .14五、设计总结.14一综述1）氢气用途氢气球、空飘氢气球。氢气也可充氢气飞艇。 氢气跟氧气反应时放出大量的热，氢氧焰可达3000的高温，用于焊接或切割金属；做高能燃料。利用氢气的还原性，通常状况下，氢气是一种无色，无味和无嗅的气体，氢在水中的溶解度 很小，而在镍、钯和钼中的溶解度都很大，一体积的钯能溶解几百体积的氢。氢的渗透性很强，常温下可透过橡皮和乳胶 管，在高温下可透过钯、镍、钢等金属薄膜。由于氢气具有很强的渗透性，所以当钢暴露于一定温度和压力的氢气中时， 渗透于钢的晶格中的原子氢

2、在缓慢的变形中引起脆。氢气在常温下性质稳定，但在点燃或加热等条件下，能够跟许多物质发生化学反应。 不纯的氢气点燃时会发生爆炸。但有一个极限，当空气中所含氢气的体积占混合体积的.2%时，点燃都会产 生爆炸，这个体积分数范围叫爆炸极限。 氢气的用途是由氢气的性质决定的。例如，氢气密度是所有气体中最小的，可将氢气充入气球中气球就可以飞起来，如 放飞氢气球、太空 可以冶炼有色金属和高纯锗、硅，合成氨、盐酸，石油加氢，制硬化油，高效能燃料，液氢还有希望成为动力火箭的推进剂。 其实氢气是重要的化工原料。如：氢气和氮气在高温、高压、催化剂存在下可直接合成氨气，目前，全世界生产的氢气 约有2/3用于合成氨工业

3、。在石油工业上许多工艺过程需用氢气，如加氢裂化，加氢精制、加氢脱硫、催化加氢等。氢气在 氯气中燃烧生成氯化氢，用水吸收得到重要的化工原料枣盐酸。氢气和一氧化碳的合成气，净化后经加压和催化可以合成甲 醇。在食品工业上，氢气用于动植物油脂的硬化，制人造奶油和脆化奶油等。随着新技术的发展，氢气的应用将更为广泛和 重要。2）工业制氢方法的比较与选择1.煤为原料制取氢气 在我国能源结构中，在今后相当长一段时间内，煤炭还将是主要能源。如何提高煤的利用效率及减少对环境的污染是需不断研究的课题，将煤炭转化为氢是其途径之一。 以煤为原料制取含氢气体的方法主要有两种：一是煤的焦化（或称高温干馏），二是煤的气化。焦

4、化是指煤在隔绝空气条件下，在901000制取焦碳副产品为焦炉煤气。焦炉煤气组成中含氢气55-60（体积）甲烷23-27、一氧化碳6-8等。每吨煤可得煤气300350m3，可作为城市煤气，亦是制取氢气的原料。煤的气化是指煤在高温常压或加压下，与气化剂反应转化成气体产物。气化剂为水蒸汽或氧所（空气），气体产物中含有氢有等组份，其含量随不同气化方法而异。我国有大批中小型合成氢厂，均以煤为原料，气化后制得含氢煤气作为合成氨的原料。这是一种具有我国特点的取得氢源方法。采用OGI固定床式气化炉，可间歇操作生产制得水煤气。该装置投资小，操作容易，其气体产物组成主要是氢及一氧化碳，其中氢气可达60以上，经转化

5、后可制得纯氢。采用煤气化制氢方法，其设备费占投资主要部分。煤地下气化方法近数十年已为人们所重视。地下气化技术具有煤 资源利用率高及减少或避免地表环境破坏等优点。中国矿业大学余力等开发并完善了长通道、大断 面、两阶段地下煤气化生产水煤气的新工艺，煤气中氢气含量达50以上，在唐山刘庄已进行工业性试运转，可日产水煤气5万m3，如再经转化及变压吸附法提纯可制得廉价氢气，该法在我国具有一定开发前景我国对煤制氢技术的掌握已有良好的基础，特别是大批中小型合成氨厂的制氢装置遍布各地，为今后提供氢源创造了条件。我国自行开发的地下煤气化制水煤气获得廉价氢气的工艺已取得 阶段成果，具有开发前景，值得重视。2.天然气

6、蒸汽转化制氢以天然气为原料，用水蒸汽转化制取富氢混合气，应用的是合成氨生产领域成熟的一段炉造气工艺。作为合成氨的造气工艺，国内天然气蒸汽转化技术的应用始于20世纪70年代。如今，在转化催化剂品质的改进、工艺流程的安排、最佳工艺条件的选择、设备型式和结构的优化、控制方案的设置等方面均很完善；大量装置的运行，积累了丰富的理论和实践经验。工艺的成熟性和装置运行的可靠性都有保证，可获得99.9%以上的纯氢，H2的收率70%以上。3.重油为原料部分氧化法制取氢气 重油原料包括有常压、减压渣油及石油深度加工后的燃料油，重油与水蒸汽及氧气反应制得含氢 气体产物。部分重油燃烧提供转化吸热反应所需热量及一定的反

7、应温度。该法生产的氢气产物成本 中，原料费约占三分之一，而重油价格较低，故为人们重视。我国建有大型重油部分氧化法制氢装置，用于制取合成氢的原料。4.甲醇蒸汽转化制氢 甲醇蒸汽转化制氢工艺具有良好的甲醇分解和一氧化碳变换功能的双功能催化剂。甲醇水蒸气转化制氢技术在我国的工业化应用始于1995年，推广十分迅速。目前，国内已有约30套装置投入运行，其工艺较为成熟，运行也较为可靠。该工艺流程简单，操作条件较温和。未反应的甲醇和水可循环使用，考虑定期少量的排放和漏损，原料的利用率应该在95%以上。装置运行的稳定性、可靠性、安全性的加强等方面还有改进的余地。5.水电解制氢工艺将两个相互接近的电极浸没于水中

8、，在两电极间加一个直流电压，便可使水发生电解反应，从阴极附近逸出氢气，从阳极附近逸出氧气。我国于20世纪50年代研制成功第一代水电解槽，经逐步改进，现今的水电解工艺和设备已很成熟，一些技术指标已达到或接近国际先进水平。电解制氢的方法亦为众多的行业所广泛采用。电解制氢流程简单、运行稳定、操作简便，现有的水电解制氢装置可实现无人值守全自动操作，并可随用氢量的变化实现负荷的自动调节。3）制氢方案选定工业制氢的原料有、煤、焦炉气、天然气、重油等，也可采用电解水和甲醇裂解等方法。本设计选择天然气作为原料，主要考虑到我国天然气资源丰富，同时从技术的成熟、可靠性、工艺复杂程度、对操作控制水平要求上考虑，天然

9、气制氢技术成熟，可靠性高，工艺流程较简单易于控制，且以天然气为原料制氢工艺比重油和煤为原料的工艺成本低，能耗低，而且副产物少，氢气纯度高，污染物排放少，对坏境几乎没有污染。在本设计中，甲烷和其他烃类转化为CO和H2的转化工序采用的是两段炉催化转化，经过二段转化后，甲烷含量约为0.5%左右。CO变换工序采用了高变串低变的工艺流程路线，经过低温变换后的气体中CO含量为0.4%左右。以天然气为原料制氢气的生产装置转化变换工序设计，其主要参数是一、二段转化工艺和CO高-低变串联流程的温度和压力。天然气经加氢脱硫，出口总硫量小于0.5ppm后，在压力3.03MPa、温度380左右的条件下配入中压蒸汽达到

10、水碳比为3.5（R=3.5），进入一段转化炉的对流段加热，气体一边加热一边反应，出反应管的温度在822左右，最后沿集气管中间的上升管上升，继续吸收一些热量，使温度升到850左右，经输气总管送往二段转化炉。工艺空气经压缩机压到3.33.5 MPa，也配入少量水蒸气，然后进入对流段的工艺空气加热盘预热到480左右，进入二段炉顶部与一段转化气汇合，在顶部燃烧区燃烧、放热，温度升到1200左右，在通过催化剂床层时继续反应并吸收热量，离开二段转化炉的温度约为1000左右，压力为3.0 MPa，所得混合气残余甲烷含量约为0.3。经二段转化后的合成气送入第一换热器（101-C），接着又送入第二换热器（102

11、-C），使合成气温度由1003降到360左右，利用这些能量制取高压蒸汽。从第二换热器出来的气体继续送往变换工序处理。含CO的原料合成气经换热器降温，在压力3.0 MPa、温度371下进入高变炉（因原料气中水蒸气含量较高，一般不需要加蒸汽）。经高变处理后，气体中CO降到3.0左右，温度为425440。气体通过高变废热锅炉，冷却到336左右，锅炉产生10.0MPa的饱和蒸汽。由于此时气体温度还不能进行低温变换，于是将变换气用来加热其它工艺气体，而变换气被冷却到241后进入低变炉。经低变处理后，气体残余CO降到0.30.5之间，再送入后续工段继续净化。流程方框图 图1-1加热压缩脱硫塔加氢器天然气

12、中压蒸汽 废热锅炉二段转化炉一段转化炉预热低温变换炉第一换热器第二换热器高温变换炉氢气气水分离器二氧化碳吸收塔二设计工艺计算（一）.物料衡算设原料气组分流量如下表表2-1原料气组分流量组分含量Kmol/hKg/hCH498%1302080H2S0.04%0.0531.802CO20.89%1.1851.92N21.07%1.4239.761.一段转化炉物料衡算水碳比R=3.5一段炉出口甲烷含量10%一段炉转化出口温度822一段炉转化出口压力30.9kg/cm3物料衡算水碳比R=3.5加入水蒸气量 nH2O=3.5130=455 kmol/hC平衡 130=nCO2+nCO+0.1V H2平衡

13、2130+nH2O=nH2+0.2V O2平衡 nH2O=nCO+2nCO2 出口总干气量 V=1.42+0.1V+nCO+nCO2+nH2 - nH2=V-131.42代入 nH2O=1.2V-391.42由得 1.2V-391.42=nCO+2nCO2 130-0.1V=nCO+nCO2nCO2=1.3V521.42nCO=651.421.4V平衡时 nH2O=455-(1.2V-391.42)=846.42-1.2V一段炉进行的主要反应CH4+H2OCO+3H2CO+H2OCO2+H2t=822时 K=0.94135nCO2nH2nCOnH2O=(1.3V521.42)(V131.42)

14、(651.421.4V)(846.421.2V)=0.94135解之得 V=434.533 kmol/h代入得出 V=434.533 H2=303.113 CO2=43.4729 CO=43.0738 CH4=43.4533 N2=1.42出口转化气中水蒸气的量为455-(1.2434.533-391.42)=324.9804表2-2物料进出一段炉的组成进口出口组分Kmol/hKg/hKmol/hKg/hH2303.113606.226CO43.07381206.066CO21.1851.9243.47291912.808CH4130208043.4533695.2528N21.4239.76

15、1.4239.76H2O4558190324.98045849.647587.610308.688509.7610309.762.二段转化炉物料衡算出口甲烷含量0.5%出口压力3.0Mpa出口温度1003设总体积V，消耗水为nH2OC守恒 43.4729+43.0738+43.4533=nCO+nCO2+0.005V H守恒 303.113+43.45332+nH2O=nH2+20.005V O守恒 nH2O+43.0738+243.4729=nCO+2nCO2 总体积V=nCO+nCO2+nH2+0.005V+1.42 - nH2=V-131.42代入nH2O=V-131.42+0.01V-

16、390.0196=1.01V-521.4396由得1.01V-391.42=nCO+2nCO2130-0.005V=nCO+nCO2nCO2=1.015V-521.42nCO=651.42-102V平衡时nH2O=324.9804-(1.01V-521.4396)=846.42-1.01V(1.015V521.42)(V131.42)(651.42102V)(846.421.01V)=0.566135解之得 V=549.2338代入得出H2=417.8138 CO2=36.0523CO=91.2015 CH4=2.74617 N2=1.42剩余水的量为846.42-1.01549.2338=2

17、91.693862表2-3物料进出二段炉的组成进口出口组分Kmol/hKg/hKmol/hKg/hH2303.113606.226417.8138835.6276CO43.07381206.06691.20152553.642CO243.47291912.80836.05231586.301CH443.4533695.25282.7461743.93872N21.4239.761.4239.76H2O324.98045849.647291.6938625250.498509.7610309.76840.927710309.763.高温变换炉物料衡算出口CO含量 3.00%变换反应 CO+H2O

18、CO2+H2设出口总量V，消耗CO为nCOV=549.2338+nCO=549.2338+(91.2015-0.03V)V=621.7818 nCO=72.548剩余nCO=91.2015-72.548=18.6535nCO2=36.0523+72.548=108.6003nH2O=291.693862nH2=417.8138+72.548=490.3618nCH4=2.74617nN2=1.42表2-4物料进出高温变换炉的组成进口出口组分Kmol/hKg/hKmol/hKg/hH2417.8138835.6276490.3616980.7232CO91.20152553.64218.6535

19、522.298CO236.05231586.301108.60034778.413CH42.7461743.938722.7461743.93872N21.4239.761.4239.76H2O291.6938625250.49291.6938625250.498509.7610309.76913.475710309.794.低温变换炉物料衡算出口CO含量0.4%设出口总量V，消耗CO为nCOV=621.7818+nCO=621.7818+(18.6535-0.004V)V=637.88376 nCO=16.102剩余nCO=18.6535-16.102=2.5515nCO2=108.6003

20、+16.102=124.7023nH2O=291.69nH2=490.3618+16.102=506.4638nCH4=2.74617nN2=1.42表2-5物料进出低温变换炉的组成进口出口组分Kmol/hKg/hKmol/hKg/hH2490.3616980.7232506.46381012.928CO18.6535522.2982.551571.442CO2108.60034778.413124.70235486.901CH42.7461743.938722.7461743.93872N21.4239.761.4239.76H2O291.6938625250.49291.693862525

21、0.49913.475710309.79929.577610309.76CO2吸收出口CO2含量0.5%637.88376-(124.7023-V0.005)=VV=515.76nCO=2.5515nCO2=2.5788nH2O=291.693862nH2=506.4638nCH4=2.74617nN2=1.42表2-6物料进出CO2吸收塔的组成进口出口组分Kmol/hKg/hKmol/hKg/hH2506.46381012.928506.46381012.928CO2.551571.4422.551571.442CO2124.70235486.9012.5788113.4672CH42.74

22、61743.938722.7461743.93872N21.4239.761.4239.76H2O291.6938625250.49291.6938625250.49929.577610309.76807.45396532.026（二）.热量衡算一段炉热量衡算入反应管温度：510入反应管压力：3.5Mpa出上升管温度：850出上升管压力：3.1Mpa转化管入口(510)表2-7转化管入口统一基准焓(510)组分ni (kmol/h)Hi (kcal/kmol)niHi(KJ/h)CH4130-12218.6-1588418N21.423469.24926.264干气131.42/-158349

23、1.736H2O455-53633.0-24403015合计586.42/-25986506转化管出口(822)表2-8转化管出口气统一基准焓(822)组分ni (kmol/h)Hi (kcal/kmol)niHi(KJ/h)H2303.1135635.61708223.623CO43.0738-20476.1-881983.4362CO243.4729-84812.8-3687058.373CH443.4533-7054.2-306528.2689N21.425876.28344.204干气434.533/-3159002.251H2O324.9804-50610.8-16447518.03

24、合计759.5134-151442.1-19606520.28一段炉转化管热负荷Q1为H = H2 - H1 =-19606520.28-(-25986506)=6379986KJ/hQ1=H=6379986KJ/h一段炉上升气(850)表2-9一段炉上升气统一基准焓(822)组分ni (kmol/h)Hi (kcal/kmol)niHi(KJ/h)H2303.1135884.21783577.515CO43.0738-20202.4-870194.1371CO243.4729-84360.6-3667399.928CH443.4533-6436.9-279704.5468N21.426145

25、.88727.036干气434.533/-3024994.061H2O324.9804-50266.6-16335659.77合计759.5134/-19360653.84上升管热负荷Q2Q2=H3-H2=245866.44 KJ/h辐射段总热负荷QQ=Q2+Q1=6625852.44 KJ/h二段炉热量衡算入口混合气温度：822出口变换气温度：1003二段转化炉出口(1003)表2-10二段转化炉出口统一基准焓(1003)H2ni (kmol/h)Hi (kcal/kmol)niHi(KJ/h)CO417.81386973.52913624.534CO291.2015-19022.22-17

26、34854.997CH436.0523-92373.9-3330291.555N22.74617-3655.2-10037.80058干气1.42732910407.18H2O549.2338/-2151152.639合计291.693862-50266.6-14662458.68H2840.927662/-16813611.32Q损=-19360653.84-(-16813611.32)=-2547042.52 KJ/h换热器热量衡算H1003=-16813611.32 KJ/h换热器E-102出口气(482)表2-11换热器E-102出口气统一基准焓(482)组分ni (kmol/h)Hi

27、 (kcal/kmol)niHi(KJ/h)H2417.81383197.281335867.706CO91.2015-23130.1-2109499.815CO236.0523-89143.7-3213835.416CH42.74617-12628.9-34681.10631N21.423259.724628.8024干气549.2338/-4017519.828H2O291.693862-53891.2-15719732.26合计840.927662/-19737252.08换热器101-C承载的热负荷为Q1=H482-H1003=-2923640.76 KJ/h换热器E-103出口气(3

28、71)表2-12换热器E-103出口气统一基准焓(371)组分ni (kmol/h)Hi (kcal/kmol)niHi(KJ/h)H2417.81382416.421009613.623CO91.2015-23959-2185096.739CO236.0523-90454.7-3261099.981CH42.74617-14165.8-38901.69499N21.422440.33465.226干气549.2338/-4472019.566H2O291.693862-54893.5-16012097.01合计840.927662/-20484116.58换热器102-C承载的热负荷为Q2=

29、H371-H482=-74686.45 KJ/h变换段的衡算高变炉出口气(432)表2-13高变炉出口气统一基准焓(432)组分ni (kmol/h)Hi (kcal/kmol)niHi(KJ/h)H2490.36182845.281395216.622CO18.6535-23506.3-438474.7671CO2108.6003-89741.8-9745986.403CH42.74617-13340.1-36634.18242N21.422888.164101.1872干气621.7818/-8821777.543H2O291.693862-54347.4-15852803合计913.47

30、5662/-24674580.54出入口平均温度t=(432+371)/2=301.5=674.65K查得rH=-9115.0935kcal/kmol高变炉反应热Q=-9115.093572.5484.186=-2768125.63KJ/h损失热量Q损=0.1Q=-276812.563 KJ/h高变炉热平衡计算H入=-20484116.58 KJ/hH出=H出+Q损=-24674580.54+(-276812.563)=-24951392.56 KJ/h低变炉热量衡算低变炉入口气(241)表2-14低变炉入口气统一基准焓(241)组分ni (kmol/h)Hi (kcal/kmol)niHi(

31、KJ/h)H2490.36181508.2739563.6668CO18.6535-24906.2-464587.8017CO2108.6003-91904.6-9980867.131CH42.74617-15763.6-43289.52541N21.421054.11496.822干气621.7818/-9747683.97H2O291.693862-56024.1-16341886.09合计913.475662/-26089570.06低变炉出口气(254)表2-15低变炉出口气统一基准焓(254)组分ni (kmol/h)Hi (kcal/kmol)niHi(KJ/h)H2506.463

32、81598.92809795.0991CO2.5515-24813-63310.3695CO2124.7023-91765.2-11443331.5CH42.74617-15615.5-42882.81764N21.4215702229.4干气637.88376/-10737500.19H2O291.693862-56024.1-16341886.09合计929.577622/-27079386.28热平衡热损失按平均温度反应热的10%来算出入口平均温度t=241+2542=247.5rH=-9475.1018kcal/kmol低变炉反应热Q=-9475.10184.18616.102=638

33、650 KJ/h损失热量Q损=6386500.1=63865 KJ/h三物料平衡图脱硫来气体CO2=85.841kmol/h,3777kg/hH2O=455kmol/h,8190kg/hH2=506.4638kmol/h,1012.928kg/h,98.2%CO=2.5515kmol/h,71.442kg/h,0.4%CO2=2.5788kmol/h,113.4672kg/h,0.5%CH4=2.74617kmo/h,43.9387kg/h,0.5%N2=1.42kmol/h,39.76kg/h, 0.4%H2O=291.694kmol/h,5250.49kg/h干气=515.76kmol/h

34、,1281.536kg/h总=807.4539kmol/h,6532.026kg/h吸收塔H2=506.4638kmol/h,1012.928kg/h,79.4%CO=2.5515kmol/h,71.442kg/h,0.4%CO2=124.7023kmol/h,5486.901kg/h,19.5%CH4=2.74617kmo/h,43.9387kg/h,0.44%N2=1.42kmol/h,39.76kg/h, 0.26%H2O=291.694kmol/h,5250.49kg/h干气=637.8839kmol/h,6654.97kg/h总=929.5776kmol/h,10309.76kg/h

35、低变炉H2=490.3616kmol/h,980.7232kg/h,78.9%CO=18.6535kmol/h,522.298kg/h,3%CO2=108.6003kmol/h,4778.413kg/h,17.5%CH4=2.74617kmo/h,43.9387kg/h,0.4%N2=1.42kmol/h,39.76kg/h, 0.26%H2O=291.694kmol/h,5250.49kg/h干气=621.7818kmol/h,6365.133kg/h总=913.4757kmol/h,10309.79kg/h高变炉H2=417.8138kmol/h,836.6376kg/h,76.1%CO=

36、91.2015kmol/h,2553.642kg/h,16.6%CO2=36.0523kmol/h,1586.301kg/h,6.6%CH4=2.74617kmo/h,43.9387kg/h,0.5%N2=1.42kmol/h,39.76kg/h, 0.2%H2O=291.694kmol/h,5250.49kg/h干气=549.2338kmol/h,5059.27kg/h总=840.9277kmol/h,10309.76kg/h二段炉H2=303.113kmol/h,606.226kg/h,69.75%CO=43.0738kmol/h,1206.066kg/h,9.91%CO2=43.4729

37、kmol/h,1912.808kg/h,10%CH4=43.4533kmo/h,695.2528kg/h,10%N2=1.42kmol/h,39.76kg/h, 0.33%H2O=324.98kmol/h,5849.657kg/h干气=434.533kmol/h,4460.113kg/h总=8509.76kmol/h,10309.76kg/hCH4=130kmo/h,2080kg/h,98%N2=1.42kmol/h,39.76kg/h, 1.1%CO2=1.18kmol/h,51.92kg/h,0.89%干气131.42kmol/h,2119.76kg/h总=586.42kmol/h,103

38、90.76kg/h一段炉四参考文献1.石油炼制工程第四版 石油工业出版社 徐春明 杨朝合主编2.化工设计第三版 化学工业出版社 陈声宗主编3.合成氨工艺学第二版 化学工业出版社 陈五平主编4.煤化工工艺学 化学工业出版社 郭树才主编5.工程常用物质热物理性质手册6.化工工艺学第二版 化学工业出版社 米镇涛主编五设计总结 这次课程设计的设计时间历时一个星期，任务是设计工艺流程。一年之前同样的时间不同的任务，彼时我们设计的是设备结构尺寸。相比之下工艺流程的设计看似比设备要轻松，因为设计工艺流程不用深究设备的各个细节的规格尺寸，只需把物料经过的设备名称确定即可。这样一来免去了大量的查阅资料和计算校对

39、的时间。可是一旦真的开始动手便还是傻了眼。去年设计换热器时还有类似的例子可以参考对照，而这一次的制氢气工艺设计我们查遍了资料也找不到类似的例子。光是对着设计任务书就发了一天的呆。后来在和同学的讨论下决定已合成氨工艺设计为参考来进行设计，因为氢气是制氨的原料气之一，合成氨的工艺设计中必然有一大部分是氢气的制备。接下来就是选定原料。如果以煤，重油等为原料，煤和重油中的各个组分的含量都难以确定不便于计算。于是我们选定以天然气为原料之后进行计算。在物料衡算的时候，因为设的流量和设计目标偏离太大不得不反复变换流量进行计算。足足换了五遍，每一遍都是消五元方程再代入一元二次方程求解，最后找到合适匹配的流量时

40、简直有种功德圆满的感觉。然而这才是第一步，之后物料经过反应器和变换段时都要进行同样的计算工作，好在最后一步热量衡算可以用电脑编公式计算，大大节省了时间和脑力。 这一个星期搞设计的时间，电脑二十四小时开着，人扎在一叠草稿纸之间，吃饭连食堂都无暇去了直接打电话订餐，几天不洗澡，连续的熬夜到天明，查资料，计算，编辑文档，画图，过程真的是苦不堪言。但是到了最后想想这几天以来所作的工作还是会情不自禁的升起一股满足感，而这几天以来，和同学们频繁的讨论，有的同学积极的向老师求助，大家在研究学术的时候也增强了彼此感情，可以说课程设计在某种程度上把大家串在了一起。另一方面，课程设计让我们意识到自己知识面的浅显和狭窄，专业素养不够饱满，相关的技能还太过欠缺，总之有好多地方都亟需提升和继续学习，而我们的设计离实际的应用和生产亦差的很远。我记得我去年是这么说的，今年还是这么说，希望以后不会这么说。最后，我要感谢帮助我的同学和指导我们的老师，是你们在我一筹莫展之际给我亮了一盏指路明灯，没有老师和同学的帮助我完成不了这一次的设计。感谢你们，感谢所有人。