大连民族学院甲醇-水板式精馏塔课程设计终极版本

化工原理课程设计

甲醇-水分离过程板式精馏塔设计

3 .目录

1. 设计方案的确定说明书及工艺流程草图……………………………………………………………5 2. 精馏塔的物料衡算………………………………………………………………6

2.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 2.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔量 2.3 物料衡算

3 塔板数的确定……………………………………………………………………6 3.1 理论板层数NT的求取

3.1.1 相对挥发度的求取 3.1.2 求最小回流比及操作回流比 3.1.3 求精馏塔的气、液相负荷 3.1.4 求操作线方程

3.1.5 采用逐板法求理论板层数 3.2 实际板层数的求取

3.2.1 液相的平均粘度 3.2.2 全塔相对挥发度

3.2.3 全塔效率ET 和实际塔板数

4 .精馏塔的工艺条件及有关物性数据的算…………………………………………………………12

4.1 操作压力的计算 4.2 操作温度计算 4.3 平均摩尔质量计算 4.4 平均密度计算

4.4.1 气相平均密度计算 4.4.2 液相平均密度计算

4.5 液体平均表面张力的计算 4.6 液体平均粘度

5. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算………………………………………………………………15

5.1 塔径的计算

5.2 精馏塔有效高度的计算

6. 塔板主要工艺尺寸的计算……………………………………………………………………17 6.1 溢流装置计算

6.1.1 堰长Lw 6.1.2 溢流堰高度Wh

6.1.3 弓形降液管宽度Wd和截面积Af 6.1.4 降液管底隙高度h0 6.2 塔板布置及浮阀数目与排列 6.3 浮阀塔的型号选取

7 .塔板的流体力学验算……………………………………………………………………22 7.1 塔板压降

7.1.1 干板阻力hc计算 7.1.2 板上充气液层阻力h1计算 7.1.3 液体表面张力所的阻力hσ的计算 7.2 淹塔 7.3 液沫夹带

8. 塔板负荷性能图…………………………………………………………………………24

8.1 雾沫夹带线 8.2 液泛线 8.3 液相负荷上限线

3

8.4 漏液线 8.5 液相负荷下限线 8.6 塔板负荷性能图

9. 设计过程评述和有关问题的讨论……………………………………………………27 10.主要符号说明………………………………………………………………………………28

4

1.设计方案的确定说明书及工艺流程草图

本设计任务为分离甲醇 -水混合物。对于二元混合物的分离,应采用连续精馏。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加回流至塔内,其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热,塔底产品经冷却后送至储罐。 本设计使用的是浮阀塔,浮阀塔有生产能力大、操作弹性大、塔板效率高、气体压降及液面落差小和抗腐蚀性较高等优点。甲醇具有腐蚀性,所以浮阀塔适合本设计的要求。

工艺流程草图如下：

5

2. 精馏塔的物料衡算

2.1 原料液及塔顶和塔底的摩尔分率 甲醇的摩尔质量 MA=32.04kg/kmol 水的摩尔质量 MB=18.02kg/kmol XF=

0.46/32.040.46/32.04?0.54/18.020.997/32.04=0.324

XD = 0.997/32.04?0.003/18.02XW

=0.995

0.005/32.04=0.005/32=0.00282

.04?0.995/18.022.2 原料液及塔顶和塔底产品的平均摩尔质量

（1-0.324）?18.02=22.56kg/kmol MF=0.324?32.04?MD=0.995×32.04+(1-0.995) ×18.02=31.97kg/kmol MW=0.003×32.04+(1-0.003) ×18.02=18.06kg/kmol

2.3 物料衡算

D?2?10?31.97?(24?300)?86.89kmol/h

?F?D?W ?Fx?Dx?WxFDW?7F?DxD?xWxF?xW?86.89?0.995?0.002820.324?0.00282?268.42kmol/h

W?F?D?268.42?86.89?181.53kmol/h

3. 塔板数的确定 3.1 理论板层数NT的求取 3.1.1 相对挥发度的求取

??(1?XA)yAXA(1?yA)

根据表1数据可得到不同温度下的挥发度,见表2

表1

温度/℃ 100 96.4 93.5 91.2 89.3 87.7 84.4 81.7 78.0

x 0.00 0.02 0.04 0.06 0.08 0.10 0.15 0.20 0.30 y 0.00 0.134 0.234 0.304 0.365 0.418 0.517 0.579 0.665 温度/℃ 75.3 73.1 71.2 69.3 67.6 66.0 65.0 64.5 x 0.40 0.50 0.60 0.70 0.80 0.90 0.95 1.00 y 0.729 0.779 0.825 0.870 0.915 0.958 0.979 1.00

7

表2

温度/℃ 96.4 93.5 91.2 89.3 87.7 84.4 81.7 ??15?1?2?3......?15=4.45

挥发度 7.582 7.332 6.843 6.610 6.464 6.066 5.501 温度/℃ 78 75.3 73.1 71.2 69.3 67.6 66 挥发度 4.632 4.035 3.525 3.143 2.868 2.691 2.534 3.1.2 求最小回流比及操作回流比 泡点进料:XE=XF=0.324

?mxq1?(?m?1)xq相平衡方程：yq? （1）

q线方程XF=0.324 （2） 联立（1）（2）解得：故最小回流比为Rmin=

xq=0.324

yq?0.681

xD?yqyq?xq=0.879

取操作回流比为R=2Rmin=1.758

3.1.3 求精馏塔的气、液相负荷 L=RD=1.758×86.89=152.75

8

V=(R+1)D=(1.758+1)×86.89=239.64 L' =L+F=152.75+268.42=421.17 V'=V=239.64 3.1.4 求操作线方程 精馏段操作线方程为:

yn?1?RXDR?1Xn?R?1=0.637Xn+0.361 (a)

提馏段操作线方程:

'y'Wm?1?LV'Xm?V'Xw=1,760Xm-0.00214 (b)

3.1.5 采用逐板法求理论板层数 由y?xqq?1?(?-1)x得

q x?y??(??1)y (c)

将 α=4.45 代入得相平衡方程 X=

y4.45?3.35y

联立（a）,(b）,(c)式,可自上而下逐板计算所需理论板数。因塔顶为全凝 则y1=XD=0.995

由(c)式求得第一块板下降液体组成

X1 =

y1.9954.45?3.35y=

014.45?3.35?0.995=0.978

利用（a）式计算第二块板上升蒸汽组成 y2=0.637X1+0.361=0.984

交替使用式(a)和式(c)直到Xn≤XF,然后改用提馏段操作线方程,直到Xn≤XW为止

9

计算结果见表3

组成 版号 y x 0.995 0.978 y x 12 0.0075 0.0017 0.984 0.955 0.888 0.769 0.933 0.827 0.640 0.428 0.634 0.477 0.280 0.167 0.292 0.084 0.146 0.063 0.037 0.015 0.024 0.005 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11

精馏塔的理论塔板数为NT=12-1=11(不包括再沸器) 进料板位置NF=6

10

3.2 实际板层数的求取 3.2.1 液相的平均粘度

根据表1,用内插法求得tF=77.6C0 用内插法求得tD=64.6C0 用内插法求得tW=99.5C0

则塔顶,塔底的平均温度tm=(64.6+99.5)/2=82.1C0 粘度的计算

在tm =82.1 C0时,查得μH2O =0.347mPa.s, μCH3OH=0.272mPa.s ,则由lgum?0.807lg(0.347)?0.193lg(0.272)

求出μm=0.331 3.2.2 全塔相对挥发度

由表2可求得全塔的平均相对挥发度αm=4.45 3.2.3 全塔效率ET 和实际塔板数 全塔效率可用奥尔康公式:

ET?0.49(?u?0.245m)

所以全板

ET=0.49×(4.45×0.331）^-0.245 =0.446 精馏段实际板层数

6 =0.446=13.45≈14 提馏段实际板层数

11

5 =0.446=11.21≈12 全塔实际板层数N=14+12=26

4. 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 4.1 操作压力的计算

塔顶操作压力(101.3+4)=105.3kPa 每层塔板压降?P=0.7kPa

进料板压力PF=105.3+0.7×14=115.1kPa 精馏段平均压力Pm=(105.3+115.1)/2=110.2kPa 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,其中甲醇、水的饱和蒸气压由安托尼方程计算,计算结果如下:

4.3 平均摩尔质量计算 塔顶平均摩尔质量计算 （1）塔顶:

由xD=y1=0.995.，X1=0.978

MVDm=0.995×32.04+（1-0.995）×18.02=31.97kg/kmol

12

MLDm=0.978?32.04?(1?0.978)?18.02=31.73kg/kmol （2）进料板:

由图解理论板得yF =0.634，xF=0.280

气相 MVFm =0.634×32.04+ （1-0.634）×18.02=26.91kg/kmol 液相 MLFm =0.280×32.04 + （1-0.280）×18.02=21.95kg/kmol （3）塔釜:

MVW=(0.0075*32.04)+(1-0.0075)*18.02=18.13 MLW=(0.0017*32.04)+(1-0.0017)*18.02=18.04 (4)精馏段平均摩尔质量 Mvm=(31.97+26.91)/2=29.44 MLm=(31.73+21.95)/2=26.84 (5)提馏段平均摩尔质量 MVW=(18.13+26.91)/2=22.52 MLW=(18.04+21.95)/2=19.995 4.4 平均密度计算 4.4.1 气相平均密度计算

?v?pmMvmRTm?(110.2*29.44)/(8.314*(71.1+273.15))=1.134kg/m3

由理想气体状态方程计算,即 4.4.2 液相平均密度计算 液相平均密度依下式计算,即

1??

?i?i?v

塔顶液相平均密度的计算 tD=64.6 C0 ,查手册得

ρA=755.72 kg/m3 ρB=980.72kg/m3

13

进料板液相平均密度的计算 由tF=77.6C0

ρA= 740.28kg/m3 , ρB=973.24kg/m3 进料板液相的质量分率

?a=(0.280*32.04)/((0.280*32.04)+(0.72*18.02))=0.409

ρLF=1/((0.409/740.28)+(0.591/973.24))=862.26kg/m3 精馏段液相平均密度为

ρL=(756.24+862.26)/2=809.25kg/m3

提馏段液相平均密度为

4.5 液体平均表面张力的计算

液相平均表面张力依下式计算,即 ?Lm??xi?i

塔顶液相平均表面张力的计算

14

进料板液相平均表面张力为

?LFm

=(0.280*15.31)+(0.72*63.01)=49.654mN/m

精馏段液相平均表面张力为

?Lm =(17.043+49.654)/2=33.3485mN/m

4.6 液体平均粘度 计算见3.2.1

精馏段液相平均黏度μm=0.331 5 .精馏塔的塔体工艺尺寸计算 5.1 塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率为:

=(239.64*29.44)/(3600*1.134)=1.728m3/s 

=(152.75*26.84)/(3600*809.25)=0.001407m3/s

15

其中C20由史密斯关联图查取

取板间距HT=0.40m ,板上液层高度hL=0.06m 则HT-hL=0.34m

L1/21S?0.001407?3600?809.25?2V???L???S??V?=

1.782?3600??1.134?? =0.0211 C20由史密斯关联图得C20=0.068

?0.2C?0.068??33.3485??20??

=0.0753

U134max?0.0753809.25?1.1.134?

2.010

0.6×2.010=1.206

?4?1.7283.14?1.206=1.35

按标准塔径圆整后为 D = 1.5m

塔截面积为

16

=

??1.52m24=1.77

Vs实际空塔气速为u=

AT=

1.7281.77=0.976m/s

5.2 精馏塔有效高度的计算 精馏段有效高度为

提馏段有效高度为

在提溜段开1个人孔,在精馏段开1个人孔,其高度均为：0.8m, 故精馏塔的有效高度为

6 .塔板主要工艺尺寸的计算 6.1 溢流装置计算

因塔径D=1.5m,可选用单溢流弓形降液管,采用凹形受液盘,各项计算如下: 6.1.1 堰长

lw

lw=0.6D=0.6×1.5=0.9m

6.1.2 溢流堰高度hw

选用平直堰堰上液层高度how由式

17

近似E=1，则

how=(2.84/1000)*1*((0.001407*3600)/(0.9))^(2/3)=0.00899

hw=0.06-0.00899=0.05101m

Af?0.05×1.77=0.0885

Wd = 0.1D=0.1×1.5=0.15

验算液体在降液管中停留时间,即

=

3600?0.0885?0.40.001407?3600=25.16

18

6.1.4 降液管底隙高度ho

取 u'0=0.07m/s

则

h0=(0.001407)/(0.9*0.07)=0.0223m

hw-h0=0.05101-0.0223=0.02871m>0.006m 故降液管底隙高度设计合理. 选用凹形受液盘,深度'

h'w=50mm

6.1.5 塔板布置

6.2 塔板布置及浮阀数目与排列

F0取阀孔动能因数F0=10,则孔速u0=?v=10/(1.134)^(1/2)=9.391(m/s)

求取每层塔板上的浮阀数,,即

=(1.728)/((3.14/4)*0.039^2*9.391)=154

取边缘区宽度Wc=0.06m泡沫区宽度Ws=0.07m,计算鼓泡区面积,即

19

Aa=1.353

R?D2?Wc

=1.5/2-0.06=0.69m

=1.5/2-(0.12+0.07)=0.56m

开孔所占面积

=154*(3.14/4)*(0.039)^2=0.184 估算孔心距

=0.1

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排,取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m, 则可按下式估算排间距t,即

=(1.353)/(154*0.1)=0.088

考虑到塔的直径较大,必须采用分块式塔板,而各分块的支撑与衔接也要占去一部分股跑区面积,因此排间距不宜采用89mm,而应小于此值,故取t'=60mm=0.06m。

20

按t=75mm=0.075m,t' =0.06m以等腰三角形叉排方式,得阀数N=158,按N=158孔速及阀孔动能因数:

u0?Vs?4d0N2

=(1.728)/((3.14/4)*0.039^2*158=9.16m/s 阀孔动能因数变化不大,仍在9~12范围内。

=0.976/9.16=10.66%

6.3 浮阀塔型号的选取

选用F1Z-3A型浮阀,其主要参数如表4

21

7 .塔板的流体力学验算 7.1 塔板压降

可根据此式计算塔板压降,即



7.1.1 干板阻力hc计算

??1??1.825??u???73.1?0c?先计算临界孔速,即 

????v? =(73.1/1.134)^(1/1.825)=9.804m/s

22

=(19.9*(9.16)^0.175)/806.27=0.0363m

7.1.2 板上充气液层阻力h1计算

本设计分离甲醇和水的混合液,即液相为水,可取充气系数ε0=0.5 h1??0hL?0.5?0.06?0.03 7.1.3 液体表面张力的阻力

h?计算

很小,可忽略不计。因此,气体流经一层浮阀塔板的压降

因本方案设计采用浮阀塔,其相当的液体高度为

h?hP?hc?h1=0.0363+0.03=0.0663m

单板压降:

=0.0663*809.25*9.81=526.34pa<0.7kpa

7.2 淹塔

为防止淹塔现象的发生要求控制降液管中清液层高度

Hd?hp?hL?hd

Hd??(HT?hw)

与气体通过塔板的压降相当的液体高度hp=0.0663m。

液体通过降液管的压头损失hd,因不设进口堰,故可按下式计算,即

=0.153*((0.001407)/(0.9*0.0223))^2=0.00075m

板上液层高度,取hL=0.06m

Hd?hp?hL?hd=0.0663+0.06+0.00075=0.127m

23

=0.2255 可见

Hd??(HT?hw),符合防止淹塔的要求。

7.3 液沫夹带 计算泛点率F1:

板上液体流经长度 ZL =D-2Wd=1.5-2×0.12=1.26m 板上液流面积 Ab=AT-2Af=1.77-2*0.0885=1.593m

甲醇和水可按正常系统按表取物性系数K=1.0,又由泛电负荷图查的得泛点负荷系数CF=0.096 则F1可计算得

2

F1=(1.728*((1.134)/(809.25-

1.134))^0.5+1.36*0.001407*1.26)/0.096*1.593

=43.90%

=48.84%

计算出的泛点率都在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足eV<0.1 （kg液/kg气 ）的要求。

8 .塔板负荷性能图 8.1 雾沫夹带线

24

0.2255=

对于一定的物系及一定的塔板结构,式中?v,?L,Ab,K,CF及ZL 均为已知值，响应于

ev= 0.1 的泛点率上限值亦可确定，将各已知数代入上式，便得出VS~VL的关系式，

据此作出雾沫夹带线。 将泛点率=80%计算如下

Vs?1.054806.27-1.054?1.36?Ls?0.670.096?0.7065?0.8

雾沫夹带线为直线,则在操作范围内任取两个Ls,依上式算出相应的Vs值。以这两对点

做雾沫夹带线。 8.2 液泛线

忽略式中h?项，得到：

物系一定，塔板结构尺寸一定，则HT,hw`ho`lw`?v`?L`?o及?等均为定值,而u0 与V s又有如下关系

式中阀孔数N与孔径 d0 =0.039m亦为定值,?o=0.5,E=1。因此

1.134?(Vs3.14)2?0.0392?1582?2?5.34?4809.25?2?9.81?0.153??Ls?2.84?3600Ls?3?0.9?0.0223??(1?0.5)?0.05101???1000??0.9??????

25

在操作范围内任取若干个Ls值,依式算出相应的Vs值。 8.3 液相负荷上限线

液体的最大流量应保证在降液管中提留时间不低于3~5s,依式知液体在降液管内停留时间

??3600AfHTLs

求出上限液体流量Ls值(常数),在Vs~Ls图上,液相负荷上限线为与气体流量Vs无关的竖直线。 以θ=5s作为液体在降液管中停留时间的下线,则

(Ls)max?AfHT5

=(0.0885*0.4)/5=0.00708 m

8.4 漏液线

对于F1型重阀，依计算F0?u0?v?5，则u0??4553/s

?v，又知Vs??4d0Nu0，即

2Vs?d0N2?v

式中d0 、N`?V均为已知数,故可由此式求出气相负荷Vs的下限值,据此作出与液相流 量无关的水平漏液线。

以F0 =5 作为规定气体最小负荷的标准，则

(Vs)min??4doNuo?2?4doN25?v

3=(3.14/4)*(0.039)^2*158*(5/(1.134)^0.5)=0.886m/s

26

8.5 液相负荷下限线

取堰上液层高度h0w =0.006 m 作为液相负荷下限条件,依下列h0w的计算式

?3600(Ls)min?h0w=E??1000lw??2.842/3?0.006

取E =1

(Ls)min?((0.006*1000)/2.84)^(3/2)*(0.9/3600)=0.00077m/s

3计算出Ls的下限值，依此作出液相负荷下限线该线为与气相流量无关的竖直直线。8.6 塔板负荷性能图及浮阀塔板工艺设计结果 分别作出塔板负荷性能图上的①-⑤共五条线

54.543.5严重漏液线液相负荷下限线液相负荷上限线雾沫夹带线液泛线操作线设计点线性 (操作线)00.0010.0020.003Ls (m/s)塔板负荷性能图3Vs (m/s)32.521.510.500.0040.0050.0063

由塔板负荷性能图可以看出

① 在任务规定的气液负荷下的操作点A(设计点),处在适宜操作区域的适中位置。 ② 塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制。

③ 按照固定的气液比,查出塔板的气相负荷上限(Vs)max=2.817,气相负荷下限(Vs)min=0.886,所以,操作弹性(2.817/0.886)=3.18 9.对设计过程的评述和有关问题的讨论

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设计的前期工作,本小组在详细阅读设计任务书后,在图书馆借了大量的参考文献以为设计做准备。 设计方案的确定,在阅读部分参考书后,经组员讨论,拟出一套较理想的甲醇-水分离精馏塔设计方案,决定取用的塔板类型为浮阀塔,因为甲醇具有腐蚀性,而浮阀塔的抗腐蚀性较高,又具有生产能力大,操作弹性大,塔板效率高,气体压降及液面落差小等优点,非常符合我们甲醇-水分离精馏塔设计的要求。

物料衡算阶段,我们采取总体的物料衡算,计算过程要考虑的因素很多,温度、密度和粘度的计算都采用内插法计算,参考数据来源网上电子版参考文献。

管路计算和辅助设备的计算与选型,我们的操作压力是在表压4kpa下进行,年产量也比较少,所以有相应数据计算出来的有些管路通经会相对较小,塔体和封头的厚度也相对较薄。但是我们对这些设备都进行了安全核算,不存在安全隐患。

经过这次课程设计,我们等于是复习了很多以前学过的内容,如排版时格式、字体要求用到《科技写作》内容,物料衡算、热量衡算、泵的选型和管路计算等,要用到《化工原理》,《物理化学》的内容.我们也学到了很多新的知识,如对塔设备有了更进一步的了解,对如何做设计有了一定的了解掌握,学会了使用参考文献等。

我们都体会到了牢牢掌握专业知识的重要性，经过大量的阅读，我们用了将近连续几天时间废寝忘食地做这门课程设计，但是觉得我们的知识面较窄，做的还是比较粗糙考虑的问题可能还不够全面，希望老师能给予我们宝贵的意见和建议。感谢老师的指导。

10.主要符号说明

符号 意义

塔顶产品流率

SI

D ＥX Y

Ｔ

Kmol/h

总板效率

液相组分中摩尔分率 气相组分中摩尔分率

28

α μ F K L n P t V W hc hdhLWcWdWs

相对挥发度

粘度

mPa.s Kmol/h

原料进量或流率 相平衡常数 下降液体流率 理论塔板数 系统的总压 温度

上升蒸气流率 蒸馏釜的液体量

与干板压强降相当的液柱高度 液体流出降液管的压头损失 板上液层高度 边缘区高度 弓形降压管宽度 破沫区宽度

Kmol/h

Pa C

0

Kmol/h Kmol/h m m m m m m

29

Z

塔的有效段高度 液体密度 气体密度 液体表面张力 密度 鼓泡区面积 总降压管截面积

塔截面积

m

Kg/m Kg/m mN/m Kg/m3 m

2

ρL ρV σ ρ

33

Aa Af AT C

m

2

m

2

气相负荷参数

液体表面张力为20时的

C20

气相负荷参数 泛点负荷系数 塔径

CFD eVg

m

Kg液/Kg气

霧沫夹带量

重力加速度 降液管底隙高度

H0 m

30

hp

与单板压降相当的液层高度 与克服表面张力压强降相当的

m m m m m m/s

3

hσ

液柱高度

降液管压强降相当液柱高度 板间距 堰长

塔内液体流量

参考文献

hd HTLWLs

[1] 贾绍义等.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，2002 [2] 《石油化工基础数据手册》上

[3]《化工设备设计手册全书》编辑委员会编.塔设备设计. [4]《化工设备设计手册全书》编辑委员会编.换热器设计. [5]《化学工程手册》编委会编.传热设备及工业生产8篇. [6]柴诚敬等.化工原理课程设计

[7]匡国柱,史启才.《化工单元过程及设备课程设计》2版. 北京:化学工业出版社,2007.10手册》编委会编.气液传质设备

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hp

与单板压降相当的液层高度 与克服表面张力压强降相当的

m m m m m m/s

3

hσ

液柱高度

降液管压强降相当液柱高度 板间距 堰长

塔内液体流量

参考文献

hd HTLWLs

[1] 贾绍义等.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，2002 [2] 《石油化工基础数据手册》上

[3]《化工设备设计手册全书》编辑委员会编.塔设备设计. [4]《化工设备设计手册全书》编辑委员会编.换热器设计. [5]《化学工程手册》编委会编.传热设备及工业生产8篇. [6]柴诚敬等.化工原理课程设计

[7]匡国柱,史启才.《化工单元过程及设备课程设计》2版. 北京:化学工业出版社,2007.10手册》编委会编.气液传质设备

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本文来源：https://www.bwwdw.com/article/e5n.html