苯-甲苯混合液精馏塔课程设计

课程设计任务书2013～2014学年第一学期课程设计题目苯-甲苯混合液精馏塔设计二、课程设计内容（含技术指标）1.设计条件生产能力：3万吨/年（每年按300天生产日计算）原料状态：苯含量40（wt%）；温度：25℃；压力：100kPa；泡点进料；分离要求：塔顶馏出液中苯含量98%（wt%）；塔底釜液甲苯含量不低于98%（wt%）操作压力：4kPa（表压）（塔顶压力）其它条件：塔板类型：浮阀塔板；塔顶采用全凝器；R=1.9Rm2.具体设计内容和要求（1）设计工艺方案的选定（2）精馏塔的工艺计算（3）塔板和塔体的设计（4）水力学验算（5）塔顶全凝器的设计选型（6）塔釜再沸器的设计选型（7）进料泵的选取（8）绘制流程图（9）编写设计说明书（10）答辩三、进度安排时间设计安排11.14—11.21设计动员，下达任务书，查阅资料，拟定设计方案，方案论证，物性数据计算12.21—12.28工艺计算（物料衡算、确定回流比、计算理论板层数、实际板层数、实际进料板位置）12.28—12.05塔结构设计（物性数据的计算、塔径计算、塔结构尺寸的计算、水力学性能校验、负荷性能图及塔高的计算）12.05—12.12热量衡算；附属设备的选型和计算12.12-12.19绘制带控制点的工艺流程图（CAD图）12.19—12.26绘制带控制点的工艺流程图，（借图板和丁字尺，手工绘制图）12.26—1.2编写设计说明书，答辩要求1.10将说明书及图纸装订并提交1.13答辩四、基本要求序号设计内容要求1设计工艺方案的选定精馏方式及设备选型等方案的选定和论证（包括考虑经济性；工艺要求等）绘制简单流程图2精馏塔的工艺计算物料衡算，热量衡算，回流比、全塔效率、实际塔板数、实际进料位置等的确定3塔板和塔体的设计设计塔高、塔径、溢流装置及塔板布置等4水力学验算绘制塔板负荷性能图5塔顶全凝器的设计选型计算冷凝器的传热面积和冷却介质的用量6塔釜再沸器的设计选型计算再沸器的传热面积和加热介质的用量7进料泵的选取选取进料泵的型号8绘图绘制带控制点的流程图（CAD和手工绘制）9编写设计说明书目录，设计任务书，设计计算结果，流程图，参考资料等10答辩每班数不少于20人答辩 教研室主任签名：2013年11月14日苯-甲苯混合液精馏塔设计摘要精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下，使气液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。本设计任务为精馏塔分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏过程。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人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全器冷凝，冷凝液在泡点温度下一部分回流至塔内，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，所以在设计中把操作回流比取最小回流比的1.9倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。关键词：分离

苯

甲苯

浮阀精馏塔

设计计算目录1方案的选择及相关的物性数据 方案的选择及相关的物性数据1.1方案选择1.1.1精馏装置流程的确定间歇精馏为非定态过程。在精馏过程中，釜液组成不断降低。间歇精馏时全塔均为精馏段，没有提馏段。因此，获得同样的塔顶、塔底组成的产品，间歇精馏的能耗必大于连续精馏。连续精馏操作精度高分离效果好塔内参数相对稳定平衡间歇精馏需要根据物料组分的沸点逐一采出。连续精馏生产能力大塔的效率高间歇精馏要相对少些，所以选择连续精馏1.1.2精馏操作条件的确定塔顶压力：100kPa常压下进行精馏，因为笨与甲苯体系沸点很低，常压下，100℃以内就可以实现精馏操作。节省设备制作费用，控制操作成本。1.1.3进料状态饱和液进料q=1,饱和气液混合进料0<q<1,过冷液进料q>1过热蒸汽进料q<0饱和蒸汽进料q=0.泡点进料时进料温度不受季节、气温变化和前段工序波动的影响，塔的操作比较容易控制；此外，泡点进料时精馏段和提馏段的塔径相同，无论是设计计算还是实际加工制造这样的精馏塔都比较容易，为此，本次设计中采取泡点进料及饱和液进料。1.1.4加热方式直接式换热器，冷热流体在传热设备中通过直接混合接触的方式进行热量交换，其特点是传热效率高、设备结构简单。间壁式换热器是工业生产中普遍采用的一种传热方式，在大多数情况下，参与传热的冷、热流体是不允许直接接触的。本方案采用间接式加热1.1.5回流比回流比增大，塔板数降低，回流比选择适当，操作费用最低1.1.6塔板选择因为浮阀塔是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两种塔板的优点。它具有结构简单，制造方便，造价低；生产能力大；由于阀片可随气量变化自由升降，故操作弹性大，因上升气流水平吹入液层，气液接触时间较长故塔板效率较高。相关物性数据表1.1苯和甲苯的物理性质项目分子式相对分子质量M沸点/℃临界温度tc/℃临界压强pc/kPaC6H678.1180.1288.56833.4C6H5—CH392.13110.6318.574107.7表1.2常压下苯-甲苯的汽液平衡数据温度t/80.0185.4490.1195.58100.75105.05110.56液相中苯的摩尔分数x/%10078130.00汽相中苯的摩尔分率y/%1009077.76345.626.20.00表1.3苯和甲苯的液相密度温度t/℃80859095100105110ρLA/(kg/m3)815.23809.67804.06798.38792.63786.82780.93ρLB/(kg/m3)811.56806.57801.53796.44791.3786.12780.88表1.4苯和甲苯的黏度温度t/℃80859095100105110μLA/mPa0.320.3050.290.2760.2630.250.239μLB/mPa0.3210.3070.2930.280.2680.2560.244表1.5苯和甲苯的表面张力温度t/℃80859095100105110σA/(mN/m)21.1320.5019.8919.2718.6618.0517.44σB/(mN/m)21.5721.0120.4519.8919.3418.8018.25表1.6苯和甲苯的汽化潜热温度t/℃80859095100105110γA/(kJ/kmol-1)30445.330215.929981.229740.729494.12924128981γB/(kJ/kmol-1)34834.334604.534370.934133133392.2表1.7苯和甲苯的比热容温度t/℃80859095100105110苯的比热容/J·kg-1·K-11771.681796.141820.921846.031871.511897.361923.62甲苯的比热容/J·kg-1·K-11812.971835.21857.491879.861902.321924.871947.552精馏塔的工艺计算2.1摩尔浓度及平均分子量计算甲苯的摩尔质量苯的摩尔质量表2.1苯和甲苯的物理性质项目分子式相对分子质量M沸点/℃临界温度tc/℃临界压强pc/kPaC6H678.1180.1288.56833.4C6H5—CH392.13110.6318.574107.7已知：(2-1)原料液(苯)的摩尔组成:xxx原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量原料液的平均摩尔质量：塔顶的平均摩尔质量：塔底的平均摩尔质量2.2相对挥发度的计算已知：(2-2)可算得T=85.44℃时，得α=2.565所得各个温度α结果列于表表2.2苯-甲苯的汽液平衡物系相对挥发度温度t/80.0185.4490.1195.58100.75105.05110.56液相中苯的摩尔分数x/%1.000.750.550.30汽相中苯的摩尔分率y/%1.000.8850.7550.5660.3720.2080.00相对挥发度α2.5652.5212.4222.3692.364由xF=0.440yF=0.660由xD=0.983y由xW=0.024y精馏段的平均相对挥发度：α提馏段的平均相对挥发度：α2.3最小回流比的计算及适宜回流比的选取气液相平衡方程的相对挥发度是取温度范围内的平均相对挥发度，由表2.2，去掉两端纯组分的α，应取85.44℃和105.05℃下的α的平均值，即将αm代入式（2.2）中采用泡点进料：故最小回流比为R由成本计算可取最佳操作回流比R=1.9Rmiin=2.78922.4全塔物料衡算生产能力：3万吨/年（每年按300天生产日计算）即5t原料处理量总物料衡算苯的物料衡算联立解得2.5精馏段和提馏段操作线方程kmolh泡点进料q=1精馏段操作线方程为：（2-3）提馏段操作线方程为：（2-4）2.6逐板法计算理论板数和确定进料板位置因塔顶采用全凝器，则有y1=x由精馏段操作线方程式（2.3）计算yy以此类推，直到xn≤xF(泡点进料，xF=x表2.3逐板法计算理论板数组分第1级第2级第3级第4级xyxyxyxy苯甲苯0.9590.0410.9830.0170.9180.0820.9650.0350.8530.1470.9350.0650.7610.2390.8870.113第5级第6级第7级x第8级第9级xyxyxyxyxy0.6470.3530.8190.1810.5290.4710.7350.2650.4280.5720.6490.3510.3460.6540.5660.4340.2540.7460.4560.544第10级第11级第12级第13级第14级xxyxyxyxyxy0.1680.8320.3320.6680.1010.8990.2170.7830.0560.9440.1280.8720.0280.9720.0670.9330.0120.9880.0300.070由上表可知，理论塔板为14块（包括再沸器），其中精馏段有6块，第7块塔板为进料板。2.7简捷法计算理论塔板数及进料位置确定2.7.1全塔理论板数N因q=1，xq=则由芬斯克方程有（不包括再沸器）所以可得由吉利兰关联图查得解得所以，全塔理论板数N=13（不包括再沸器）2.7.2进料板位置利用芬斯克方程计算精馏段最少理论塔板数，即解得N=6.834所以，加料板位置为从塔顶向下的第7块塔板2.8全塔的效率计算板效率与塔板结构、操作条件、物质的物理性质及流体力学性质有关，它反映了实际塔板上传质过程进行的程度。板效率可用奥康奈尔公式计算混合物的黏度,查表得：μ苯=0.291mPa∙，查表得：μ苯=0.283mPa∙精馏段：μ1Et=0.49提馏段：xμ2Et=0.49全塔效率：2.9实际板数和进料位置所以全塔所需实际塔板数为27块，加料板位置在第14块3精馏塔主要尺寸的计算3.1精馏段和提馏段相关数据的计算3.1.1操作温度由图1.2可知，将xD、xF、精馏段平均温度：提馏段平均温度：3.1.2平均分子量塔顶平均摩尔质量计算

由xD=y进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得yF=0.649，塔底平均摩尔质量计算由xW=0.024,

精馏段平均摩尔质量提馏段平均摩尔质量3.1.3平均密度操作压力计算塔顶操作压力P＝100kPa每层塔板压降△P＝0.7kPa进料板压力＝100+0.7×6＝104.2kPa塔底操作压力=100+0.7×14＝109.8kPa精馏段平均压力＝（100+104.2）／2＝102.1kPa提馏段平均压力=（104.2+109.8）/2=107kPa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即

提馏段的平均气相密度液相平均密度计算由液相密度数据可得苯与甲苯的密度与温度关系曲线方程如下：苯：甲苯：塔顶液相平均密度的计算由，代入方程得塔顶液相的质量分率得进料板液相平均密度的计算由，代入方程得进料板液相的质量分率得塔底液相平均密度的计算由，代入方程得塔底液相的质量分率得精馏段液相平均密度为：提馏段液相平均密度为：3.1.4液体平均表面张力由公式：及查图表所得苯与甲苯的表面张力与温度关系曲线方程可以计算液体表面张力苯与甲苯的密度表面张力与温度关系曲线方程如下：苯：（3-1）甲苯：（3-2）塔顶液相平均表面张力的计算由，代入方程得：进料板液相平均表面张力的计算由，代入方程得：塔底液相平均表面张力的计算由，代入方程得：精馏段液相平均表面张力为

提馏段液相平均表面张力为3.1.5液体平均黏度由公式：及查图表所得苯与甲苯的黏度与温度关系曲线方程可以计算液体黏度苯与甲苯的黏度与温度关系曲线方程如下：苯：（3-3）甲苯：（3-4）塔顶液相平均黏度的计算由，代入方程得：得同理进料板液相平均黏度的计算由代入方程得：塔底液相平均黏度的计算由，代入方程得：精馏段液相平均黏度为

3.1.6体积流率计算1精馏段体积流率由公式有：则有：2提馏段体积流率进料方式为泡点进料，即，3.2精馏塔工艺尺寸的计算3.2.1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。表3.1板间距与塔径关系塔径DT，m0.3～0.50.5～0.80.8～1.61.6～2.42.4～4.0板间距HT，mm200～300250～350300～450350～600400～600对精馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查史密斯关联图可知C20=0.074；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0.6—0.8），故按标准,塔径圆整为1.1m,则空塔气速对提馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查图可知C20=0.068；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0.6—0.8），故按标准,塔径圆整为1.2m,则空塔气速将精馏段和提溜段相比较可以知道二者的塔径不一致，根据塔径的选择规定，对于相差不大的二塔径取二者中较大的，因此在设计塔的时候塔径取1.2m。3.2.2溢流装置的设计精馏段

因塔径D＝1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下：溢流堰长：单溢流区lW=（0.6～0.8）D，取堰长为0.60D=0.60×1.20=0.72m出口堰高：，，因溢流强不大，近似取溢流收缩系数E=1,则故降液管的宽度与降液管的面积：由查弓形降液管的宽度与面积图可得，故，利用计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大于5s，符合要求）（1）降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.070.25m/s）依式得：满足条件，故降液管底隙高度设计合理（2）受液盘采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm提馏段

因塔径D＝1.2m，可选用单溢流弓形降液管，采用平行受液盘。对精馏段各项计算如下：a)溢流堰长：单溢流区lW=（0.6～0.8）D，取堰长为0.60D=0.60×1.20=0.72mb)出口堰高：，，因溢流强不大，近似取溢流收缩系数E=1,则故（3）降液管的宽度与降液管的面积：由查弓形降液管的宽度与面积图可得，故，利用计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，即（大于5s，符合要求）（4）降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.070.25m/s）依式：满足条件，故降液管底隙高度设计合理（5）受液盘采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm3.2.3塔板设计(1)塔板的分块因D≥1200mm，故塔板采用分块式。塔极分为4块。对精馏段：取阀孔动能因子孔速每层塔板上浮阀数目取边缘区宽度由于小塔边缘区宽度取破沫区宽度由于D=1.2m<1.5m故取计算塔板上的鼓泡区面积用计算鼓泡区面积，解得，浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距估算排列间距开孔率：本例所处理是物系无腐蚀性，可选用碳钢板。开孔率对提馏段：取阀孔动能因子孔速每层塔板上浮阀数目取边缘区宽度由于小塔边缘区宽度取破沫区宽度由于D=1.2m<1.5m故取计算塔板上的鼓泡区面积用计算鼓泡区面积，解得，浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一个横排的孔心距估算排列间距开孔率：本例所处理是物系无腐蚀性，可选用碳钢板。开孔率3.2.4塔板流体力学计算1汽相通过浮阀塔板的压降依据，来计算精馏段：干板阻力因，故板上充气液层阻力取，，则液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，通常可忽略不计。与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为：提馏段干板阻力因，故板上充气液层阻力取，，则液体表面张力所造成的阻力此阻力很小，通常可忽略不计。与气体流经塔板的压降相当的液柱高度为：2淹塔为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中的清液层高度，（3-5）精馏段单层气体通过塔板的压降相当的液柱液体通过塔板的压降相当的液柱高度板上液层高度，则取，已选定，，则可见，所以符合防止淹塔的要求。提馏段单层气体通过塔板的压降相当的液柱液体通过塔板的压降相当的液柱高度板上液层高度，则取，已选定，，则可见，所以符合防止淹塔的要求。3雾沫夹带板上液体流经的长度板上液流面积取物性系数，泛点负荷系数对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应该控制泛点率不超过80%，由以上计算可知，雾沫夹带能够满足。提馏段取物性系数，泛点负荷系数对于大塔，为了避免过量雾沫夹带，应该控制泛点率不超过80%，由以上计算可知，雾沫夹带能够满足。4塔板负荷性能图雾沫夹带线据此式可作出负荷性能图中的雾沫夹带线。按泛点率80%计算精馏段由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值，可算出提馏段在操作范围内任取两个值，可算出结果见表表3.2雾沫夹带线计算结果精馏段提馏段0.0020.011.090.920.0020.011.010.85液泛线（3-6）由此确定液泛线，忽略式中。而（3-7）精馏段 整理得：提馏段整理得：在操作范围内，任取若干个值，可计算出相应，计算结果见表表3.3液泛线计算结果精馏段提馏段0.0010.0030.0040.0072.682.372.211.700.0010.0030.0040.0072.732.472.362.05液相负荷上限线液体的最大流量应保证降液管内停留时间不低于。液体在降液管内停留时间以作为液体在降液管内停留时间的下限，则漏液线对于型重阀，依作为规定气体最小负荷的标准，则（3-7）精馏段提馏段液相负荷下限线取堰上液层高度作为液相负荷下限线条件，作出液相负荷下限线，该线为与汽相流量无关的直线。取，则计算得由以上作出塔板负荷性能图精馏段：提馏段：由塔板负荷性能图可以看出：在任务规定的气液负荷下的操作点（设计点）处在适宜操作区内的适中位置；塔板的气液相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限由漏液线控制；按固定的液汽比，由图可查出塔板的汽相负荷上限，汽相负荷下限。精馏段操作弹性提馏段操作弹性浮阀塔设计计算结果汇总见表塔体总高度计算塔总体高度利用下式计算：（3-8）1塔顶封头封头分为椭圆形、蝶形封头等几种。本设计采用椭圆形封头，由公称直径，查书附录得曲面高度，直边高度，内边面积，容积。则封头高度。表3.4浮阀塔设计计算结果汇总序号项目计算数据备注精馏段提馏段1234567891011121314151617181920塔径/m板间距/m塔板类型空塔气速/（m/s）堰长/m堰高/m板上层高度/m降液管底隙高度/m浮阀数/个阀孔气速/(m/s)浮阀动能因子临界阀孔气速/(m/s)孔心距/m排间距/m单板压降/pa降液管内清液层高度/m泛点率/%汽相负荷上限汽相负荷下限操作弹性1.11.20.40.4单溢流弓形降液管0.830.680.720.720.0460.0390.060.060.02780.059110310556.466.1811111.0241.0260.10.10.0790.079558.83557.540.13260.133358.9665.231.121.040.3580.3523.132.94分块式塔板等腰三角形叉排同一横排孔心距相邻横排中心距雾沫夹带控制漏液控制2塔顶空间设计中取塔顶间距，考虑到需要安装除沫器，所以选取塔顶空间1.2m。3塔底空间塔底空间高度是指从塔底最下一层塔板到塔底封头的底边处的距离，去釜液停留时间为5min取塔底液面至最下一层塔板之间距离为1.5m。则4人孔对的板式塔，为安装、检修的需要，一般每隔6~8塔板设一人孔，本塔中共有14块塔板，需设2个人孔，每个人孔直径为450mm，在设置人孔处板间距。5进料板处间距考虑在进口处安装防冲设施，取进料板处板间距。6裙座塔底常用裙座支撑，本设计采用圆筒形裙座。由于裙座内径>600mm，故裙座壁厚取16mm。基础环内径：基础环外径：考虑到再沸器，取裙座高。塔体总高度4附属设备及接管尺寸的选取4.1原料预热器的设计4.1.1热负荷与蒸汽用量进料温度：25℃，进料板温度：93.88℃由于（忽略热损失）饱和蒸汽位120℃水蒸汽则4.1.2平均温差选取列管式换热器，单壳程、双管程逆流平均温差水蒸汽原料液温差；温差系数两流体的平均温度为：4.1.3估算传热面积和换热器选取参照列管式换热器中的总传热系数表，初选，则估算面积为：4.2塔顶冷凝器热负荷及冷去水用量忽略热损失冷却水入口温度25℃出口温度40℃定性温度32.5℃查相关数据得：则即4.3塔底再沸器热负荷及水蒸汽用量热量衡算，以0℃为基准已知：即（4-1）进料的热量：塔顶流出液温度塔底残液的温度则冷凝器消耗的热量:所以再沸器提供的热量：忽略热损失：即查的120℃的饱和蒸汽的汽化潜热所以4.4进料泵的选取进料板的液相密度进料量进料量初选流速已知核算压头损失与动压头的关系为(4-2)所以压头损失：已知压头：(4-3)利用下式求泵的扬程：(4-4)已知泵的进出口压差即选用型号：IS50-32-125为进料泵，进料泵参数列于表4.1表4.1IS50-32-250离心泵参数型号转速n/(r/min)流量Q扬程H/(m)效率η/(%)功率/kW必需气蚀余量/m质量(泵/底座)/kg(m3/h)(L/s)轴功率电机功率IS50-32-250290011.73.2570376.037.52.079/1104.5主要接管尺寸的选取4.5.1进料管选取进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T形进料管。本设计采用直管进料管。由4.4.4可知采用Ф=38x2.5热轧无缝钢管4.5.2回流管选取采用直管回流管，回流的体积流率：取管内流速则进料管直径采用热轧无缝钢管4.5.3塔顶蒸汽管选取取管内流速则进料管直径采用热轧无缝钢管4.5.4塔底进汽管取管内流速则进料管直径采用热轧无缝钢管4.5.5釜液出料管体积流率：取管内流速则进料管直径采用热轧无缝钢管基于C8051F单片机直流电动机反馈控制系统的设计与研究基于单片机的嵌入式Web服务器的研究MOTOROLA单片机MC68HC（8）05PV8/A内嵌EEPROM的工艺和制程方法及对良率的影响研究基于模糊控制的电阻钎焊单片机温度控制系统的研制基于MCS-51系列单片机的通用控制模块的研究基于单片机实现的供暖系统最佳启停自校正（STR）调节器单片机控制的二级倒立摆系统的研究基于增强型51系列单片机的TCP/IP协议栈的实现基于单片机的蓄电池自动监测系统基于32位嵌入式单片机系统的图像采集与处理技术的研究基于单片机的作物营养诊断专家系统的研究基于单片机的交流伺服电机运动控制系统研究与开发基于单片机的泵管内壁硬度测试仪的研制基于单片机的自动找平控制系统研究基于C8051F040单片机的嵌入式系统开发基于单片机的液压动力系统状态监测仪开发模糊Smith智能控制方法的研究及其单片机实现一种基于单片机的轴快流CO〈,2〉激光器的手持控制面板的研制基于双单片机冲床数控系统的研究基于CYGNAL单片机的在线间歇式浊度仪的研制基于单片机的喷油泵试验台控制器的研制基于单片机的软起动器的研究和设计基于单片机控制的高速快走丝电火花线切割机床短循环走丝方式研究基于单片机的机电产品控制系统开发基于PIC单片机的智能手机充电器基于单片机的实时内核设计及其应用研究基于单片机的远程抄表系统的设计与研究基于单片机的烟气二氧化硫浓度检测仪的研制基于微型光谱仪的单片机系统单片机系统软件构件开发的技术研究基于单片机的液体点滴速度自动检测仪的研制基于单片机系统的多功能温度测量仪的研制基于PIC单片机的电能采集终端的设计和应用基于单片机的光纤光栅解调仪的研制气压式线性摩擦焊机单片机控制系统的研制基于单片机的数字磁通门传感器基于单片机的旋转变压器-数字转换器的研究基于单片机的光纤Bragg光栅解调系统的研究单片机控制的便携式多功能乳腺治疗仪的研制基于C8051F020单片机的多生理信号检测仪基于单片机的电机运动控制系统设计Pico专用单片机核的可测性设计研究基于MCS-51单片机的热量计基于双单片机的智能遥测微型气象站MCS-51单片机构建机器人的实践研究基于单片机的轮轨力检测基于单片机的GPS定位仪的研究与实现基于单片机的电液伺服控制系统用于单片机系统的MMC卡文件系统研制基于单片机的时控和计数系统性能优化的研究基于单片机和CPLD的粗光栅位移测量系统研究单片机控制的后备式方波UPS提升高职学生单片机应用能力的探究基于单片机控制的自动低频减载装置研究基于单片机控制的水下焊接电源的研究基于单片机的多通道数据采集系统基于uPSD3234单片机的氚表面污染测量仪的研制基于单片机的红外测油仪的研究96系列单片机仿真器研究与设计基于单片机的单晶金刚石刀具刃磨设备的数控改造基于单片机的温度智能控制系统的设计与实现基于MSP430单片机的电梯门机控制器的研制基于单片机的气体测漏仪的研究基于三菱M16C/6N系列单片机的CAN/USB协议转换器基于单片机和DSP的变压器油色谱在线监测技术研究基于单片机的膛壁温度报警系统设计基于AVR单片机的低压无功补偿控制器的设计基于单片机船舶电力推进电机监测系统基于单片机网络的振动信号的采集系统基于单片机的大容量数据存储技术的应用研究基于单片机的叠图机研究与教学方法实践基于单片机嵌入式Web服务器技术的研究及实现基于AT89S52单片机的通用数据采集系统基于单片机的多道脉冲幅度分析仪研究机器人旋转电弧传感角焊缝跟踪单片机控制系统基于单片机的控制系统在PLC虚拟教学实验中的应用研究基于单片机系统的网络通信研究与应用基于PIC16F877单片机的莫尔斯码自动译码系统设计与研究基于单片机的模糊控制器在工业电阻炉上的应用研究基于双单片机冲床数控系统的研究与开发基于Cygnal单片机的μC/OS-Ⅱ的研究基于单片机的一体化智能差示扫描量热仪系统研究基于TCP/IP协议的单片机与Internet互联的研究与实现变频调速液压电梯单片机控制器的研究基于单片机γ-免疫计数器自动换样功能的研究与实现基于单片机的倒立摆控制系统设计与实现单片机嵌入式以太网防盗报警系统基于51单片机的嵌入式Internet系统的设计与实现单片机监测系统在挤压机上的应用HYPERLINK"/