目录
一、方案简介································································1
二、方案设计································································2
1、确定设计方案·····························································2
2、确定物性数据·····························································2
3、计算总传热系数···························································3
4、计算传热面积·····························································3
5、工艺结构尺寸·····························································4
6、换热器核算·······························································5
三、设计结果一览表··························································8
四、附图（主体设备设计条件图）（详情参见图纸）································8
五、参考文献································································9
六、主要符号说明····························································9
七、心得体会·································································10
附图··········································································
本设计任务是利用冷流体（水）给硝基苯降温。利用热传递过程中对流传热原则，制成换热器，以供生产需要。下图（图1）是工业生产中用到的列管式换热器
.
选择换热器时,要遵循经济,传热效果优,方便清洗,复合实际需要等原则。换热器分为几大类：夹套式换热器，沉浸式蛇管换热器，喷淋式换热器，套管式换热器，螺旋板式换热器，板翅式换热器，热管式换热器，列管式换热器等。不同的换热器适用于不同的场合。而列管式换热器在生产中被广泛利用。它的结构简单、坚固、制造较容易、处理能力大、适应性大、操作弹性较大。尤其在高压、高温和大型装置中使用更为普遍。所以首选列管式换热器作为设计基础。
某厂在生产过程中，需将硝基苯液体从100℃冷却到45℃。处理能力为1.5×105吨/年。冷却介质采用自来水，入口温度30℃，出口温度40℃。要求换热器的管程和壳程的压降不大于10kPa。试设计能完成上述任务的列管式换热器。（每年按330天，每天24小时连续运行）
1．确定设计方案
（1）选择换热器的类型
两流体温度变化情况：
热流体进口温度100℃，出口温度45℃冷流体。 冷流体进口温度30℃，出口温度40℃。
从两流体温度来看，估计换热器的管壁温度和壳体壁温之差不会很大，因此初步确定选用固定管板式换热器。
（2）流动空间及流速的确定
由于硝基苯的粘度比水的大，因此冷却水走管程，硝基苯走壳程。另外，这样的选择可以使硝基苯通过壳体壁面向空气中散热，提高冷却效果。同时，在此选择逆流。选用ф25×2.5的碳钢管，管内流速取ui=0.5m/ｓ。
2、确定物性数据
定性温度：可取流体进口温度的平均值。
100＋45
＝72.5℃ 壳程硝基苯的定性温度为：T＝
230＋40
＝35℃ 管程流体的定性温度为： t＝2
根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 硝基苯在72.5℃下的有关物性数据如下： 密度 ρo=1153 kg/m3
定压比热容 cpo=1.559kJ/(kg·℃) 导热系数 λo＝0.129 W/(m·℃) 粘度 μo=0.000979 Pa·s
冷却水在35℃下的物性数据： 密度 ρi=994.3kg/m3 定压比热容 cpi=4.24 kJ/(kg·℃) 导热系数 λi=0.618 W/(m·℃) 粘度 μi=0.000818 Pa·s
3．计算总传热系数
（1）热流量
热流体的流量 Wo=1.5×10×1000÷330÷24≈18939kg/h
热流量 Qo=WocpoΔto=18939×1.559×(100-45)=1623925 kJ/h=451kW
5
（2）平均传热温差
逆流操作
硝基苯： 100℃→45℃
水： 40℃←30℃
∆t'm=
∆t1-∆t2(100-45)-(40-30)
=≈32.5℃ 1lnln∆t245-30
（3）冷却水用量
Wi=
QO1623925==38300kg/h cpi∆ti4.24⨯（40-30）
（4）总传热系数K
管程传热系数
Re=
diuipi
μi
=
0.02⨯0.5⨯994.3
=12155
0.000818
λidiuipi0.8cpiμi0.4
αi=0.）（）
diμiλi
0.6184.24⨯103⨯0.0008180.40.8
=0.023⨯⨯12155⨯（）
0.020.618=2625.1W（/m⋅℃）
4、计算传热面积 壳程传热系数
假设壳程的传热系数αo=398 W/(m2·℃)；
Q451⨯103
S===34.87m2
K∆tm398.0⨯32.5
''
考虑 15％的面积裕度，S=1.15×S''=1.15×34.87=40.1m2
5、工艺结构尺寸 （1）管径和管内流速及管长
选用ф25×2.5传热管(碳钢)，取管内流速ui=0.5m/s，选用管长为3m （2）管程数和传热管数
依据传热管内径和流速确定单程传热管数
A实40.1Ns===170根
πdol3.14⨯0.025⨯3按单程管计算其流速为
u=
Wi（/3600⨯994.3）38300/(3600⨯994.3)
==0.2m/s 22
πdins3.14⨯0.02⨯170
44
按单管程设计，流速过小，宜采用多管程结构。则该换热器管程数为
u0.5Np=i=≈2 (管程)
u0.2
传热管总根数 N=340 (根)
（3）平均传热温差校正及壳程数
平均传热温差校正系数
100-45R==5.5
40-30
40-30P==0.14
100-30
按单壳程，双管程结构，温差校正系数应查有关图表。可得φ∆t=0.95 平均传热温差
'
∆tm=φ∆t⋅∆tm=0.95⨯32.5=30.9℃
（4）传热管排列和分程方法
采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距t=1.25 d0，则
t=1.25×25=31.25≈32(mm) 横过管束中心线的管数
NC=1.=20.3≈21根
（5）壳体内径
采用多管程结构，取管板利用率η＝0.7，则壳体内径为
D=1.05t
N
η
=1.05⨯340
=740.5mm 0.7
圆整可取D＝740mm （6）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＝0.25×740＝185mm，故可取h＝185mm。
取折流板间距B＝0.3D，则B＝0.3×740＝222mm，可取B为222。 折流板数 NB=传热管长/折流板间距-1=3000/222-1=12块 折流板圆缺面水平装配。 （7）接管
壳程流体进出口接管：取接管内硝基苯流速为 u＝1.0 m/s，则接管内径为
d1=
4V4⨯18939（/3600⨯1153）
=≈0.076m π⋅u3.14⨯1.0
取标准管径为76mm×2.5mm。
管程流体进出口接管：取接管内冷却水流速 u＝1.5 m/s，则接管内径为
d2=
4⨯38300（/3600⨯994.3）
=0.095m
3.14⨯1.5
取ф108mm×5mm无缝钢管。
6．换热器核算 （1）热量核算
①壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用凯恩公式
αo=0.36
λ
de
Reo
0.55
/3Pr1（
μ0.14
） μw
当量直径，由正三角形排列得
4(de=
32π2π
t-do)4(⨯0.0322-0.0252)==0.020m πdo3.14⨯0.025
壳程流通截面积 d0.025
So=BD（1-o）=0.222⨯0.740⨯（1-）=0.0359m
t0.032
壳程流体流速及其雷诺数分别为
uo=
18939（/3600⨯1153）
=0.127m/s
0.0359
0.02⨯0.127⨯1153Reo==2991
0.000979
普兰特准数
1.559⨯103⨯0.000979Pr==11.8
0.129
粘度校正 （
μ0.14
）≈1 μw
0.129
⨯29910.55⨯11.81/3⨯1=431W（/m2⋅℃） 0.02
②管程对流传热系数
αo=0.36⨯
αi=0.λi
di
Re0.8Pr0.4
管程流通截面积
Si=(3.14/4)⨯0.022⨯340/2=0.0543m2 管程流体流速
38300（/3600⨯994.3）
=0.2m/s
0.0543
0.02⨯0.2⨯994.3Rei==4862.1
0.000818ui=
普兰特准数
4.24⨯103⨯0.000818Pr==5.6
0.618 0.618
αi=0.023⨯⨯4862.10.8⨯5.60.4=1260.1W/(m2⋅℃）
0.02
③传热系数K
污垢热阻Rsi=0.000344 m2·℃/W , Rso=0.000172 m2·℃/W 管壁的导热系数λ=45 W/(m·℃)
K=
1
o1＋Rio＋o＋Rso＋αididiλdmαo
1
0.0250.0250.0025⨯0.0251
＋0.000344⨯＋＋0.000172＋
1260.1⨯0.0200.02045⨯0.0225431=251.5W（/m2⋅℃）=
④传热面积S
Q451⨯103
S===55.2m2
K∆tm251⨯32.5
''
该换热器的实际传热面积Sp
Sp=πdolN=3.14⨯0.025⨯(3-0.06)⨯340≈78.5m2 该换热器的面积裕度为
H=
Sp-S''
S
⨯100%=
78.5-55.2
=42%
55.2
传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。 （2）换热器内流体的压力降
①管程流动阻力
∑ΔPi=(ΔP1+ΔP2)FtNsNp Ns=1, Np=2, Ft=1.5
lρ⋅u2ρ⋅u2
∆P，∆P2=ξ 1=λi
d22
由Re＝4862.1，传热管相对粗糙度0.01/20＝0.005，查莫狄图得λi＝0.031
W/m·℃，
流速ui＝0.2m/s，ρ＝994 .3kg/m3，所以
3994.3⨯0.22
∆P⨯⨯=92.5Pa1=0.031
0.022994.3⨯0.22
∆P2=3⨯=59.7Pa
2
（92.5+59.7）⨯1.5⨯2=456.6Pa＜10kPa∑∆Pi=
管程压力降在允许范围之内。
②壳程压力降
=∆P+∆P）FsNs∑∆P（
o
'
1
'2
Ns=1,Fs=1.15
流体流经管束的阻力
2ρ⋅uo'
∆P1=Ffonc(NB+1)
2
F=0.5
-0.228
fo=5⨯2991=0.8063
nc=21,NB=12,uo=0.127
1153⨯0.1272∆P=0.5⨯0.8063⨯21⨯(12+1)⨯=1023.4Pa
2
流体流过折流板缺口的阻力
'1
2
2Bρ⋅uo
∆P=NB(3.5-)
D2
B=0.222m,D=0.740m'2
2Bρ⋅u2⨯0.2221153⨯0.127)=12⨯(3.5-)⨯=323.6PaD20.7402
总压力降∑∆Po=（1023.4+323.6）⨯1⨯1.15=1549.1Pa＜10kPa∆P2'=NB(3.5-
2
o
2
壳程压力降也比较适宜。
三、设计结果一览表
表格 1
四、附图（主体设备设计条件图）（详情参见图纸）
五、参考文献
《化工原理上册》，谭天恩 编，化学工业出版社，第四版
《化工设备设计》，潘国吕，郭庆丰 编著，清华大学出版社，1996. 《化工物性算图手册》，刘光启等 编著，化学工业出版社，2002. 《石油化工基础数据手册 》《化学化工工具书》等.
六、主要符号说明
表格 2
七、心得体会
这次为化工原理课程设计终于结束，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、专业性最强的课程设计，让我认识到：课堂上理论知识掌握的再好，没有落实到实处，是远远不够的。换热器的设计，从课本上简单的理论计算，到根据需求满足一定条件的切实地进行设计，不再仅仅包括呆板单调的计算，还要根据具体要求选择、区分和确定所设计的换热器的每一个细节，我觉得这是最大的一个挑战。
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。我经常与同组同学一起讨论，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。在同组同学无法通过讨论得出正确结果的时候，我们通过请教其他组同学或者与其讨论得到新的想法和正确的结论。
最后要提到的就是绘图了。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麻烦，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。而且A1图纸又是非常的巨大，终于功夫不负有心人，经过几天的努力，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、同学们的帮助，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。
通过这次化工原理课程设计，我收获颇丰，不但把之前学过的内容复习一遍，加深对该课程的印象。通过与同学一起讨论，是我体会到团队精神的重要性，对于即将立足于社会的我们也有非常大的意义。感觉做完之后非常累，但是也感觉这段时间过得非常充实！
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目录
一、方案简介································································1
二、方案设计································································2
1、确定设计方案·····························································2
2、确定物性数据·····························································2
3、计算总传热系数···························································3
4、计算传热面积·····························································3
5、工艺结构尺寸·····························································4
6、换热器核算·······························································5
三、设计结果一览表··························································8
四、附图（主体设备设计条件图）（详情参见图纸）································8
五、参考文献································································9
六、主要符号说明····························································9
七、心得体会·································································10
附图··········································································
本设计任务是利用冷流体（水）给硝基苯降温。利用热传递过程中对流传热原则，制成换热器，以供生产需要。下图（图1）是工业生产中用到的列管式换热器
.
选择换热器时,要遵循经济,传热效果优,方便清洗,复合实际需要等原则。换热器分为几大类：夹套式换热器，沉浸式蛇管换热器，喷淋式换热器，套管式换热器，螺旋板式换热器，板翅式换热器，热管式换热器，列管式换热器等。不同的换热器适用于不同的场合。而列管式换热器在生产中被广泛利用。它的结构简单、坚固、制造较容易、处理能力大、适应性大、操作弹性较大。尤其在高压、高温和大型装置中使用更为普遍。所以首选列管式换热器作为设计基础。
某厂在生产过程中，需将硝基苯液体从100℃冷却到45℃。处理能力为1.5×105吨/年。冷却介质采用自来水，入口温度30℃，出口温度40℃。要求换热器的管程和壳程的压降不大于10kPa。试设计能完成上述任务的列管式换热器。（每年按330天，每天24小时连续运行）
1．确定设计方案
（1）选择换热器的类型
两流体温度变化情况：
热流体进口温度100℃，出口温度45℃冷流体。 冷流体进口温度30℃，出口温度40℃。
从两流体温度来看，估计换热器的管壁温度和壳体壁温之差不会很大，因此初步确定选用固定管板式换热器。
（2）流动空间及流速的确定
由于硝基苯的粘度比水的大，因此冷却水走管程，硝基苯走壳程。另外，这样的选择可以使硝基苯通过壳体壁面向空气中散热，提高冷却效果。同时，在此选择逆流。选用ф25×2.5的碳钢管，管内流速取ui=0.5m/ｓ。
2、确定物性数据
定性温度：可取流体进口温度的平均值。
100＋45
＝72.5℃ 壳程硝基苯的定性温度为：T＝
230＋40
＝35℃ 管程流体的定性温度为： t＝2
根据定性温度，分别查取壳程和管程流体的有关物性数据。 硝基苯在72.5℃下的有关物性数据如下： 密度 ρo=1153 kg/m3
定压比热容 cpo=1.559kJ/(kg·℃) 导热系数 λo＝0.129 W/(m·℃) 粘度 μo=0.000979 Pa·s
冷却水在35℃下的物性数据： 密度 ρi=994.3kg/m3 定压比热容 cpi=4.24 kJ/(kg·℃) 导热系数 λi=0.618 W/(m·℃) 粘度 μi=0.000818 Pa·s
3．计算总传热系数
（1）热流量
热流体的流量 Wo=1.5×10×1000÷330÷24≈18939kg/h
热流量 Qo=WocpoΔto=18939×1.559×(100-45)=1623925 kJ/h=451kW
5
（2）平均传热温差
逆流操作
硝基苯： 100℃→45℃
水： 40℃←30℃
∆t'm=
∆t1-∆t2(100-45)-(40-30)
=≈32.5℃ 1lnln∆t245-30
（3）冷却水用量
Wi=
QO1623925==38300kg/h cpi∆ti4.24⨯（40-30）
（4）总传热系数K
管程传热系数
Re=
diuipi
μi
=
0.02⨯0.5⨯994.3
=12155
0.000818
λidiuipi0.8cpiμi0.4
αi=0.）（）
diμiλi
0.6184.24⨯103⨯0.0008180.40.8
=0.023⨯⨯12155⨯（）
0.020.618=2625.1W（/m⋅℃）
4、计算传热面积 壳程传热系数
假设壳程的传热系数αo=398 W/(m2·℃)；
Q451⨯103
S===34.87m2
K∆tm398.0⨯32.5
''
考虑 15％的面积裕度，S=1.15×S''=1.15×34.87=40.1m2
5、工艺结构尺寸 （1）管径和管内流速及管长
选用ф25×2.5传热管(碳钢)，取管内流速ui=0.5m/s，选用管长为3m （2）管程数和传热管数
依据传热管内径和流速确定单程传热管数
A实40.1Ns===170根
πdol3.14⨯0.025⨯3按单程管计算其流速为
u=
Wi（/3600⨯994.3）38300/(3600⨯994.3)
==0.2m/s 22
πdins3.14⨯0.02⨯170
44
按单管程设计，流速过小，宜采用多管程结构。则该换热器管程数为
u0.5Np=i=≈2 (管程)
u0.2
传热管总根数 N=340 (根)
（3）平均传热温差校正及壳程数
平均传热温差校正系数
100-45R==5.5
40-30
40-30P==0.14
100-30
按单壳程，双管程结构，温差校正系数应查有关图表。可得φ∆t=0.95 平均传热温差
'
∆tm=φ∆t⋅∆tm=0.95⨯32.5=30.9℃
（4）传热管排列和分程方法
采用组合排列法，即每程内均按正三角形排列，隔板两侧采用正方形排列。取管心距t=1.25 d0，则
t=1.25×25=31.25≈32(mm) 横过管束中心线的管数
NC=1.=20.3≈21根
（5）壳体内径
采用多管程结构，取管板利用率η＝0.7，则壳体内径为
D=1.05t
N
η
=1.05⨯340
=740.5mm 0.7
圆整可取D＝740mm （6）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＝0.25×740＝185mm，故可取h＝185mm。
取折流板间距B＝0.3D，则B＝0.3×740＝222mm，可取B为222。 折流板数 NB=传热管长/折流板间距-1=3000/222-1=12块 折流板圆缺面水平装配。 （7）接管
壳程流体进出口接管：取接管内硝基苯流速为 u＝1.0 m/s，则接管内径为
d1=
4V4⨯18939（/3600⨯1153）
=≈0.076m π⋅u3.14⨯1.0
取标准管径为76mm×2.5mm。
管程流体进出口接管：取接管内冷却水流速 u＝1.5 m/s，则接管内径为
d2=
4⨯38300（/3600⨯994.3）
=0.095m
3.14⨯1.5
取ф108mm×5mm无缝钢管。
6．换热器核算 （1）热量核算
①壳程对流传热系数 对圆缺形折流板，可采用凯恩公式
αo=0.36
λ
de
Reo
0.55
/3Pr1（
μ0.14
） μw
当量直径，由正三角形排列得
4(de=
32π2π
t-do)4(⨯0.0322-0.0252)==0.020m πdo3.14⨯0.025
壳程流通截面积 d0.025
So=BD（1-o）=0.222⨯0.740⨯（1-）=0.0359m
t0.032
壳程流体流速及其雷诺数分别为
uo=
18939（/3600⨯1153）
=0.127m/s
0.0359
0.02⨯0.127⨯1153Reo==2991
0.000979
普兰特准数
1.559⨯103⨯0.000979Pr==11.8
0.129
粘度校正 （
μ0.14
）≈1 μw
0.129
⨯29910.55⨯11.81/3⨯1=431W（/m2⋅℃） 0.02
②管程对流传热系数
αo=0.36⨯
αi=0.λi
di
Re0.8Pr0.4
管程流通截面积
Si=(3.14/4)⨯0.022⨯340/2=0.0543m2 管程流体流速
38300（/3600⨯994.3）
=0.2m/s
0.0543
0.02⨯0.2⨯994.3Rei==4862.1
0.000818ui=
普兰特准数
4.24⨯103⨯0.000818Pr==5.6
0.618 0.618
αi=0.023⨯⨯4862.10.8⨯5.60.4=1260.1W/(m2⋅℃）
0.02
③传热系数K
污垢热阻Rsi=0.000344 m2·℃/W , Rso=0.000172 m2·℃/W 管壁的导热系数λ=45 W/(m·℃)
K=
1
o1＋Rio＋o＋Rso＋αididiλdmαo
1
0.0250.0250.0025⨯0.0251
＋0.000344⨯＋＋0.000172＋
1260.1⨯0.0200.02045⨯0.0225431=251.5W（/m2⋅℃）=
④传热面积S
Q451⨯103
S===55.2m2
K∆tm251⨯32.5
''
该换热器的实际传热面积Sp
Sp=πdolN=3.14⨯0.025⨯(3-0.06)⨯340≈78.5m2 该换热器的面积裕度为
H=
Sp-S''
S
⨯100%=
78.5-55.2
=42%
55.2
传热面积裕度合适，该换热器能够完成生产任务。 （2）换热器内流体的压力降
①管程流动阻力
∑ΔPi=(ΔP1+ΔP2)FtNsNp Ns=1, Np=2, Ft=1.5
lρ⋅u2ρ⋅u2
∆P，∆P2=ξ 1=λi
d22
由Re＝4862.1，传热管相对粗糙度0.01/20＝0.005，查莫狄图得λi＝0.031
W/m·℃，
流速ui＝0.2m/s，ρ＝994 .3kg/m3，所以
3994.3⨯0.22
∆P⨯⨯=92.5Pa1=0.031
0.022994.3⨯0.22
∆P2=3⨯=59.7Pa
2
（92.5+59.7）⨯1.5⨯2=456.6Pa＜10kPa∑∆Pi=
管程压力降在允许范围之内。
②壳程压力降
=∆P+∆P）FsNs∑∆P（
o
'
1
'2
Ns=1,Fs=1.15
流体流经管束的阻力
2ρ⋅uo'
∆P1=Ffonc(NB+1)
2
F=0.5
-0.228
fo=5⨯2991=0.8063
nc=21,NB=12,uo=0.127
1153⨯0.1272∆P=0.5⨯0.8063⨯21⨯(12+1)⨯=1023.4Pa
2
流体流过折流板缺口的阻力
'1
2
2Bρ⋅uo
∆P=NB(3.5-)
D2
B=0.222m,D=0.740m'2
2Bρ⋅u2⨯0.2221153⨯0.127)=12⨯(3.5-)⨯=323.6PaD20.7402
总压力降∑∆Po=（1023.4+323.6）⨯1⨯1.15=1549.1Pa＜10kPa∆P2'=NB(3.5-
2
o
2
壳程压力降也比较适宜。
三、设计结果一览表
表格 1
四、附图（主体设备设计条件图）（详情参见图纸）
五、参考文献
《化工原理上册》，谭天恩 编，化学工业出版社，第四版
《化工设备设计》，潘国吕，郭庆丰 编著，清华大学出版社，1996. 《化工物性算图手册》，刘光启等 编著，化学工业出版社，2002. 《石油化工基础数据手册 》《化学化工工具书》等.
六、主要符号说明
表格 2
七、心得体会
这次为化工原理课程设计终于结束，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、专业性最强的课程设计，让我认识到：课堂上理论知识掌握的再好，没有落实到实处，是远远不够的。换热器的设计，从课本上简单的理论计算，到根据需求满足一定条件的切实地进行设计，不再仅仅包括呆板单调的计算，还要根据具体要求选择、区分和确定所设计的换热器的每一个细节，我觉得这是最大的一个挑战。
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。我经常与同组同学一起讨论，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。在同组同学无法通过讨论得出正确结果的时候，我们通过请教其他组同学或者与其讨论得到新的想法和正确的结论。
最后要提到的就是绘图了。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麻烦，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。而且A1图纸又是非常的巨大，终于功夫不负有心人，经过几天的努力，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、同学们的帮助，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。
通过这次化工原理课程设计，我收获颇丰，不但把之前学过的内容复习一遍，加深对该课程的印象。通过与同学一起讨论，是我体会到团队精神的重要性，对于即将立足于社会的我们也有非常大的意义。感觉做完之后非常累，但是也感觉这段时间过得非常充实！
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