醇-水二元体系浮阀精馏塔的工艺设计-化工原理课程设计

PAGEPAGE59南京工业大学《化工原理》课程设计设计题目甲醇-水二元体系浮阀精馏塔的工艺设计学生姓名班级、学号指导教师姓名夏毅王海燕课程设计时间年月日年月日课程设计成绩百分制权重设计说明书、计算书及设计图纸质量，70%独立工作能力、综合能力、设计过程表现、设计答辩及回答问题情况，30%设计最终成绩（五级分制）指导教师签字课程名称：化工原理课程设计设计题目：甲醇-水体系浮阀精馏塔的设计学生姓名：专业：化学工程与工艺班级学号：设计日期：2012-12-24至2013-01-06设计任务：甲醇-水体系设计条件及任务：进料流量：F＝250kmol/h进料组成：Xf=0.28（摩尔分率）进料热状态：泡点进料要求塔顶产品浓度XD=0.99易挥发组分回收率η≥0.99前言化学工业中塔设备是化工单元操作中重要的设备之一，化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收、解吸、精馏、萃取、增湿、减湿等单元操作中，精馏操作是最基本的单元操作之一，它是根据混合液中各组分的挥发能力的差异进行分离的。塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。浮阀塔的特点：1．生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大20%～40%，与筛板塔接近。2．操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。3．塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。4．气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。5．塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的50%～80%，但是比筛板塔高20%～30。但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。本次设计就是针对甲醇——水体系，而进行的常压浮阀精馏塔的设计及其辅助设备的选型。由于此次设计时间紧张，本人水平有限，难免有遗漏谬误之处，恳切希望各位老师指出，以便订正。2013年1月目录概述…………………7第一章总体操作方案的确定◆1.1操作压强的选择……………7◆1.2物料的进料热状态…………7◆1.3回流比的确定………………8◆1.4塔釜的加热方式……………8◆1.5回流的方式方法……………8第二章精馏的工艺流程图的确定…………………9第三章理论板数的确定◆3.1物料衡算……………………9◆3.2物系相平衡数据…………10◆3.3确定回流比…………………11◆3.4理论板数NT的计算以及实际板数的确定…………………11◆3.5实际塔板数的确定…………13第四章塔体主要工艺尺寸的确定◆4.1各设计参数…………………14◆4.2精馏段塔径塔板的实际计算………………204.2.1精馏段汽、液相体积流率4.2.2塔径塔板的计算4.2.3塔板流体力学的验算4.2.4塔板负荷性能图及操作弹性◆4.3提馏段塔径塔板的实际计算………………334.3.1精馏段汽、液相体积流率4.3.2塔径塔板的计算4.3.3塔板流体力学的验算4.3.4塔板负荷性能图及操作弹性第五章浮阀塔板工艺设计计算结果………………45第六章辅助设备及零件设计 ◆1.塔顶全凝器的计算及选型……………………46◆2.塔底再沸器面积的计算及选型………………51◆3.其他辅助设备计算及选型……………………52第七章设计感想……………………57第八章致谢…………58第九章参考文献……………………58概述:塔设备一般分为级间接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。一般，与填料塔相比，板式塔具有效率高、处理量大、重量轻及便于检修等特点，但其结构较复杂，阻力降较大。在各种塔型中，当前应用最广泛的是筛板塔和浮阀塔。浮阀塔的优点：1．生产能力大，由于塔板上浮阀安排比较紧凑，其开孔面积大于泡罩塔板，生产能力比泡罩塔板大20%～40%，与筛板塔接近。2．操作弹性大，由于阀片可以自由升降以适应气量的变化，因此维持正常操作而允许的负荷波动范围比筛板塔，泡罩塔都大。3．塔板效率高，由于上升气体从水平方向吹入液层，故气液接触时间较长，而雾沫夹带量小，塔板效率高。4．气体压降及液面落差小，因气液流过浮阀塔板时阻力较小，使气体压降及液面落差比泡罩塔小。5．塔的造价较低，浮阀塔的造价是同等生产能力的泡罩塔的50%～80%，但是比筛板塔高20%～30。但是，浮阀塔的抗腐蚀性较高（防止浮阀锈死在塔板上），所以一般采用不锈钢作成，致使浮阀造价昂贵，推广受到一定限制。随着科学技术的不断发展，各种新型填料，高效率塔板的不断被研制出来，浮阀塔的推广并不是越来越广。近几十年来，人们对浮阀塔的研究越来越深入，生产经验越来越丰富，积累的设计数据比较完整，因此设计浮阀塔比较合适。本次的课程设计任务是甲醇和水的体系，要想把低纯度的甲醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为甲醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。浮阀塔是二十世纪五十年代初开发的一种新塔型。其特点是在筛板塔基础上，在每个筛孔处安置一个可上下移动的阀片。当筛孔气速高时，阀片被顶起、上升，孔速低时，阀片因自重而下降。阀片升降位置随气流量大小作自动调节，从而使进入液层的气速基本稳定。又因气体在阀片下测水平方向进入液层，既减少液沫夹带量，又延长气液接触时间，故收到很好的传质效果。国内常用的浮阀有三种，即图1所示的F1型及图2所示的V-4型与T型。V-4型的特点是阀孔被冲压成向下弯的喷咀形，气体通过阀孔时因流道形状渐变可减小阻力。T型阀则借助固定于塔板的支架限制阀片移动范围。三类浮阀中，F1型浮阀最简单，该类型浮阀已被广泛使用。我国已有部颁标准（JB1118—68）。F1型阀又分重阀与轻阀两种，重阀用厚度2mm的钢板冲成，阀质量约33g，轻阀用厚度1.5mm的钢板冲成，质量约25g。阀重则阀的惯性大，操作稳定性好，但气体阻力大。一般采用重罚。只有要求压降很小的场合，如真空精馏时才使用轻阀。图1浮阀（F1型）图2浮阀（a）V-4型，（b）T型一．总体操作方案的确定1.1操作压强的选择：精馏可以常压，加压或减压条件下进行。确定操作压力时主要是根据处理物料的性质，技术上的可行性和经济上的合理性来考虑的。对于沸点低，常压下为气态的物料必须在加压条件下进行操作。在相同条件下适当提高操作压力可以提高塔的处理能力，但是增加了塔压，也提高了再沸器的温度，并且相对挥发度液会下降。对于热敏性和高沸点的物料常用减压蒸馏。降低操作压力，组分的相对挥发度增加，有利于分离。减压操作降低了平衡温度，这样可以使用较低位的加热剂。但是降低压力也导致了塔直径的增加和塔顶冷凝温度的降低，而且必须使用抽真空设备，增加了相应的设备和操作费用。本次任务是甲醇和水体系，甲醇-水这一类的溶液不是热敏性物料，且沸点又不高，所以不需采用减压蒸馏。这类溶液在常压下又是液态，塔顶蒸气又可以用普通冷却水冷凝，因而也不需采用加压蒸馏。所以为了有效降低设备造价和操作费用对这类溶液可采用常压蒸馏。∴操作压强:P=1atm=0.1MPa=1.013×103KPa1.2物料的进料热状态：进料热状态有五种。原则上，在供热一定的情况下，热量应尽可能由塔底输入，使产生的气相回流在全塔发挥作用，即宜冷也进料。但为使塔的操作稳定，免受季节气温的影响，常采用泡点进料。这样，塔内精馏段和提留段上升的气体量变化较小，可采用相同的塔径，便于设计和制造。但将原料预热到泡点，就需要增设一个预热器，使设备费用增加。综合考虑各方面因素，决定采用泡点进料，即q=1。1.3回流比的确定：对于一定的分离任务，采用较大的回流比时，操作线的位置远离平衡线向下向对角线靠拢，在平衡线和操作线之间的直角阶梯的跨度增大,每层塔板的分离效率提高了，所以增大回流比所需的理论塔板数减少，反之理论塔板数增加。但是随着回流比的增加，塔釜加热剂的消耗量和塔顶冷凝剂的消耗量液随之增加，操作费用增加，所以操作费用和设备费用总和最小时所对应的回流比为最佳回流比。本次设计任务中，综合考虑各个因素，采用回流比为最小回流比的1.6倍。即：R=1.6Rmin1.4塔釜加热方式：塔釜可采用间接蒸汽加热或直接蒸汽加热。直接蒸汽加热的优点是，可利用压强较低的加热蒸汽，并省掉间接加热设备，以节省操作费用和设备费用。但直接蒸汽加热，只适用于釜中残液是水或与水不互溶而易于分离的物料，所以通常情况下，多采用间接蒸汽加热。1.5回流的方式方法:液体回流可借助位差采用重力回流或用泵强制回流。采用重力回流可节省一台回流泵，节省设备费用，但用泵强制回流，便于控制回流比。考虑各方面综合因素，采用重力回流。二.精馏的工艺流程图的确定甲醇—水溶液经预热至泡点后，用泵送入精馏塔。塔顶上升蒸气采用全冷凝后，部分回流，其余作为塔顶产品经冷却器冷却后送至贮槽。塔釜采用间接蒸汽再沸器供热，塔底产品经冷却后送入贮槽。3.理论板数的确定3.1物料衡算：∵η=EQEQ\F(DXD,FXf)∴D=ηFXf/XD=0.99×250×0.28/0.99=70kmol/h∵F=D+W∴W=F-D=250-70=180kmol/h∵FXf=DXD+WXw∴Xw=(FXf-DXD)/W=(210×0.20-42×0.99)/168=0.003893.2物系相平衡数据a.基本物性数据组分分子式分子量沸点熔点水H2O18.015373.15K273.15K甲醇CH3OH32.040337.85K176.15Kb.常压下甲醇和水的气液平衡表(t—x—y)tXytxy1000077.829.0968.0192.95.3128.3476.733.3369.1890.37.6740.0176.235.1369.1888.99.2643.5373.846.2077.5686.612.5748.3172.752.9279.7185.013.1554.5571.359.3781.8383.216.7455.8570.068.4984.9282.318.1857.7568.085.6289.6281.620.8362.7366.987.4191.9480.223.1964.8564.710010078.028.1867.753.3确定回流比:根据甲醇—水气液平衡组成表和相对挥发度公式，求得：算得相对挥发度α=4.83∴平衡线方程为：y=EQ\F(αx,1+(α-1)x)=4.83x/(1+3.83x)因为泡点进料所以xe=Xf=0.28代入上式得ye=0.6526∴Rmin=EQ\F(XD-ye,ye-xe)=(0.99-0.6526)/(0.6526-0.2)=0.9055∴R=1.6Rmin=1.6*0.9055=1.44883.4理论板数NT的计算以及实际板数的确定1）塔的汽、液相负荷L=RD=1.4488×70=101.416kmol/hV=(R+1)D=(1.4488+1)×70=171.416kmol/hV’=V=171.416kmol/hL’=L+F=101.416kmol/h+250kmol/h=351.416kmol/h2）求操作线方程精馏段操作线方程：y=EQ\F(R,R+1)x+EQ\F(XD,R+1)=0.5916x+0.4043提馏段操作线方程为:=2.05x-0.01053)逐板计算法求理论板层数精馏段理论板数：平衡线方程为：y=EQ\F(αx,1+(α-1)x)=4.83x/(1+3.83x)精馏段操作方程：y=EQ\F(R,R+1)x+EQ\F(XD,R+1)=0.5916x+0.0.4043由上而下逐板计算，自X0=0.99开始到Xi首次超过Xq=0.2时止操作线上的点平衡线上的点（X0=0.99,Y1=0.99）(X1=0.95,Y1=0.99)（X1=0.95,Y2=0.97）（X2=0.87,Y2=0.97）（X2=0.87,Y3=0.92）（X3=0.70,Y1=0.92）（X3=0.70,Y4=0.82）（X4=0.49,Y4=0.82）（X4=0.49,Y5=0.69）（X5=0.32,Y5=0.69）（X5=0.32,Y6=0.59）（X6=0.23,Y6=0.59）因为X6时首次出现Xi<Xq故第6块理论版为加料版，精馏段共有5块理论板。提馏段理论板数提馏段操作线方程：y=2.3147x-0.00328已知X6=0.23,由上而下计算，直到Xi首次越过Xw=0.00389时为止。操作线上的点平衡线上的点（X6=0.23,Y7=0.46）（X7=0.15,Y7=0.46）（X7=0.15,Y8=0.34）（X8=0.096,Y8=0.34）（X8=0.096,Y9=0.19）（X9=0.046,Y9=0.19）（X9=0.046,Y10=0.084）（X10=0.0186,Y10=0.084）（X10=0.0186,Y11=0.028）（X11=0.00593,Y11=0.028）（X11=0.00593,Y12=0.00166）（X12=0.00344,Y12=0.00166）由于到X13首次出现Xi<Xw，故总理论板数不足12块∴总的理论板数NT=11+（X11-Xw）/（X11-X12）=11.365(包括再沸器)3.5实际板数的确定实际塔板数Np=NT/ET1）总板效率ET的计算根据汽液平衡表,塔釜温度tw∵(5.31-0.25)/(5.31-0)=(92.9-tw)/(92.9-100)∴tw=99.48℃塔底温度(100-99)/(100-87.41)=(64.7-tD)/(64.7-66.9)tD=64.7361进料温度（28.18-23.19）/(78-80.2)=(28-23.19)/(tf-80.2)tf=78.08℃平均温度=(tD+tw)/2=(64.7361+99.48)/2=82.108℃又由奥克梅尔公式：ET=0.49(αμL)-0.245其中α=6.14,μL=0.3478mPa·s,代入上式得:ET=0.40692）实际塔板层数∵算得ET=0.4069∴实际塔板数Np=NT/ET=11.365/0.4069=27.93块=28块其中：精馏段：5/0.4069=12.29≈13块提馏段:6.365/0.4069=15.643≈16块提馏段不算塔釜：16-1=15块四塔体主要工艺尺寸的确定4.1列出各设计参数⒈操作压力1）精馏段：塔顶压力PD=1atm=101.33kPa,∵△p≤0.64kPa∴取每层踏板压强△p=0.64进料板压力=PD+0.64×12=109.01kPa精馏段平均操作压力Pm=(101.33+109.01)/2=105.17kPa2）提馏段:塔釜压力PW=PD+28×0.64=119.25kPa提馏段平均操作压力Pm’=(119.25+109.01)/2=114.13kPa2.温度tm1）精馏段：塔顶温度tD=64.7361℃,tf=78.08℃,∴t精=(tD+tf)/2=71.408℃2）提馏段:t提=(tw+tf)/2=(99.48+78.08)/2=88.78℃3)平均温度=(tD+tw)/2=(64.7361+99.48)/2=82.108℃3.平均摩尔质量计算1）精馏塔的汽、液相负荷:L=RD=1.4488×70=101.416kmol/hV=(R+1)D=(1.4488+1)×70=171.416kmol/hL’=L+F=101.416+250=351.416kmol/hV’=V=171.416kmol/h2）塔顶平均分子量:X1=0.99,Y1=0.998MVDM=0.99×32+(1-0.99)×18=31.86g/molMLDM=0.998×32+(1-0.998)×18=31.9723)加料板上一块塔板平均摩尔质量：X5=0.32,Y5=0.69MVFM=0.61×32+(1-0.69)×18=25.1g/molMLFM=0.32×32+(1-0.32)×18=22.48g/mol4）加料板平均分子量：Xf=0.28,yf=0.547MVFM=0.678×32+(1-0.678)×18=24.492g/molMLFM=0.28×32+(1-0.28)×18=21.92g/mol5）塔底平均分子量：xw=0.00389,yw=0.0185MVWM=0.0185×32+(1-0.0185)×18=18.259g/molMLWM=0.00389×32+(1-0.00389)×18=18.054g/mol∴精馏段平均摩尔质量：MVm=(MVDm+MVFm)/2=(31.86+25.1)/2=24.48kg/kmolMLm=(MLDm+MLFm)/2=(31.972+22.48)/2=27.226kg/kmol提馏段平均摩尔质量：MVm=(MVDm+MVFm)/2=(27.492+18.259)/2=22.876kg/kmolMLm=(MLDm+MLFm)/2=(21.92+18.054)/2=19.987kg/kmol4．汽相密度:精馏段：ρV,M=P×MVM/RT精=105.17×28.48/[8.314×(273.15+71.408)]=1.0456kg/m3提馏段：ρV,M’=P’×MVM’/RT提=114.13×22.876/[8.314×(273.15+88.78)]=0.8677kg/m35.液相密度已知：混合液密度:甲醇与水在对应温度下的密度温度℃64.736178.0899.48甲醇755.2652735.0886712.4242水980.64970.41958.041）精馏段①塔顶，tD=64.7361℃xD=0.99∵1/ρLD,M=WA/ρLA+WB/ρLB其中WAD==0.994,WBD=0.006,ρLA=755.2652kg/m3,ρLB=980.64kg/m3∴ρLD,M=756.659kg/m3②进料板上：Xf=0.28,ρLA=735.0886kg/m3,ρLB=970.41kg/m∴WAf==0.28×32/[0.28×32+(1-0.28)×18]=0.409又∵1/ρLF,M=0.409/735.0886+(1-0.409)/970.41∴ρLF,M=858.074kg/m3精馏段平均液相密度:ρL,M精=(764.756+883.466)/2=807.367kg/m32）提馏段：塔底:Xw=0.00389,∵1/ρLW,M=WA/ρLA+WB/ρLB其中WAW=0.00689,WBW=0.99311ρLA=712.4242ρLB=958.04∴ρLW,M=955.749kg/m3∴提馏段平均液相密ρL,M’=(957.147+883.466)/2=906.9115kg/m36．液体表面张力∵бm=∑xiбi温度℃64.736178.0899.48甲醇mN/m18.08313.77115.654水mN/m65.946762.23258.7431)精馏段①塔顶，tD=64.7361℃xD=0.99б水=65.9467mN/m,б甲醇=18.803mN/mбm,D=0.99×65.9467+(1-0.99)×18.803=65.4753mN/m②进料板上：Xf=0.28,78.08℃时,б水=62.232mN/m,б甲醇=13.771mN/mбm,F=0.28×62.232+0.72×13.771=27.34mN/m∴бm,精=(65.4753+27.34)/2=46.4077mN/m2）提馏段塔底:Xw=0.00389tw=99.48℃时，б水=58.743mN/m,б甲醇=15.654mN/mбm,W=0.00389×58.743+0.99611×15.645=15.813mN/m∴бm,提=(27.34+15.813)/2=21.5765mN/m7．液体粘度μL,m温度℃64.736178.0899.48甲醇mPa·s0.32250.27250.2288水mPa·s0.43600.34860.28481)精馏段查表得:64.7361℃时,μ水=0.000440Pa·s,μ甲醇=0.0003225Pa·s∴μL,D=0.99×0.0003225+0.01×0.000440=0.0003237Pa·s78.08℃时,μ水=0.0003661Pa·s,μ甲醇=00.0002725Pa·s∴μL,F=0.28×0+(1-0.28)×0.0003486=0.000327Pa·s∴μL,m精=(0.0002725+0.000327)/2=0.0002998Pa·s2）提馏段塔底:Xw=0.0038999.48℃时,μ水=0.0002840Pa·s,μ甲醇=0.0002288Pa·s∴μL,W=0.00389×0.0002288+(1-0.00389)×0.0002840=0.0002838mPa·s∴μL,m提=(0.0002838+0.000327)/2=0.0003054Pa·s3）塔的汽、液相负荷L=RD=1.4488×70=101.416kmol/hV=(R+1)D=(1.4488+1)×70=171.416kmol/hL’=L+F=101.416+250=351.416kmol/hV’=V=171.416kmol/hVS=VMVM/(3600ρVM)=(171.416×28.48)/(3600×1.0456)=1.297m3/SLS=LMLM/(3600ρLM)=(101.416×27.226)/(3600×807.367)=0.000950m3/SVS’=V’MVM’/(3600ρVM’)=(171.416×22.876)/(3600×0.8677)=1.2553m3/SLS’=L’MLM’/(3600ρLM’)=(351.416×19.98)/(3600×906.9115)=0.00215m3/S4.2精馏段塔径塔板的实际计算1)精馏段汽、液相体积流率为：LS=0.000950m3/sVS=1.297m3/s2)塔径塔板的计算a.塔径的计算欲求塔径应先求出u，而u＝安全系数×umax式中：横坐标的数值为：(Ls/Vs)(ρL/ρv)0.5=0.021参考有关资料，根据塔板间距与塔径的关系塔板间距与塔径的关系塔径/D，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初选板间距=0.4m,取板上液层高度h1=0.06m故分离空间HT-h1=0.4-0.06=0.3根据以上数值，由史密斯关联图查得，C20=0.0715由公式C=校正得C=0.0904Umax=C=0.0904×[(807.367-1.0456)/1.0456]0.5=2.5103m/s取安全系数0.70，则u=0.70=1.75721m/s故D==[(4×1.297)/(3.14×1.75721)]0.5=0.9697m所以圆整取D=1m∴塔截面积：AT==0.7854空塔气速u=VS/AT=1.6514m/sb.溢流装置的确定单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，流体流径较大，塔板效率高，塔板结构简单，加工方便，直径小于2.2m的塔中广泛使用。工业中应用最广的降液管是弓形降液管。综合考虑各方面因素，本设计体系采用单溢流、弓形降液管。①溢流堰长lw=0.7D=0.7②出口堰高hwLs/lW2.5=0.00095×3600/0.72.5=8.342lW/D=0.7查流体收缩系数图得：E=1.025,选用平直堰，堰上液层高度由下式计算则how=0.01198m,又∵h1=0.∴hw=h1-how=0.06-0.01198=0.04802m=48.02mm③降液管的宽度与降液管的面积∵lW/D=0.7,查得=0.15,=0.09∴Wd=0.15×1=0.15m,Af=0.09×0.7854=0.0707m2④降液管底隙高度降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以表示。降液管底隙高度应低于出口堰高度，(hw-ho)不应低于6mm才能保证降液管底端有良好的液封.工程上ho一般取20-25mm。本次设计中取22mm。hw-ho=48.02-22=26.02mm>6mm故降液管底隙高度设计合理。d.安定区与边缘区的确定取安定区宽度=0.07m，边缘区宽度取=0.04m弓形降液管宽度Wd=0.15me.鼓泡区间阀孔数的确定以及排列采用F1型重阀，孔径为39mm。取阀孔动能因子FO=9.5①孔速uo==9.5/(1.0456)0.5=9.29054m/s②浮阀数：n==1.297/（1/4×3.14159×0.0392×9.29054）=107.5=108(个)③有效传质区：根据公式：其中：R==0.46x==0.28m∴=0.4498m2④塔板的布置因D>800mm故塔板采用分块式，查表的塔块分为3块，采用等腰三角形叉排。浮阀塔筛孔直径取d=39mm,阀孔按等腰三角形排列。⑤阀孔的排列：第一排阀孔中心距t为75mm，各排阀孔中心线间的距离t’可取65mm,80mm,100mm.经过精确绘图，得知，当t’=65mm时，阀孔数N实际=98个按N=85重新核算孔速及阀孔动能因数：孔速u0=VS/（π×1/4×d2×N）=11.079m/sF0=uo×(ρV,M)0.5=11.58阀孔动能因数变化不大，仍在9～12范围内。⑥∴开孔率φ∵空塔气速u=VS/AT=1.6514m/s∴φ=u/uo=1.6514/11.428=14.45%∵5%<14.45%<15%,∴符合要求故：t=75mm,t’=65mm,阀孔数N实际=98个∴则每层板上的开孔面积AO=Aa×φ=0.4498×14.45%=0.065m24）塔板流体力学的验算a.塔板压降气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)①干板阻力:浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为U0,cU0,c=（73.1/ρV,M）（1/1.825）=10.250m/s<11.428m/s∴=5.34×1.0456×11.4282/（2×807.367×9.8）=0.0461m液柱②液层阻力充气系数=0.5,有:h1’=×h1=0.5×0.06=0.03③液体表面张力所造成阻力,此项可以忽略不计。故气体流经一层浮阀塔塔板的压力降的液柱高度为：hp=0.03+0.0461=0.0761m∴常板压降=0.0761×807.367×9.81=602.7326Pa<640Pa,符合设计要求。b.液泛的校核为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。即：Hd≤ψ（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+△hd=0.2(LS/(lwho))2甲醇-水属于一般物系，ψ取0.5对于浮阀塔△≈0则Hd=hw+how+hd+hp+△=0.04802+0.01198+0.2(0.00095/(0.7×0.022))2+0.0761=0.ψ（HT+hW）=0.5(0.4+0.04802)=0.224m因0.13796<0.224m，故本设计中不会出现液泛c.降液管停留时间为使液体夹带的气泡得以分离，液体在降液管内应有足够的停留时间。由实际经验可知，液体在降液管内停留的时间不应小于3—5s。∵lW/D=0.7,查得=0.15,=0.09∴Wd=0.15×1=0.15m,Af=0.09×0.7854=0.0707m2停留时间θ=AfHT/LS=0.0707×0.4/0.00095=29.768s>5s∴符合要求d．雾沫夹带泛点率=100%lL=D-2Wd=1-20.15=0.7Ab=AT-2Af=0.7854-20.0707=0.644式中:lL——板上液体流经长度，m;Ab——板上液流面积，m2；CF——泛点负荷系数，由图查得泛点负荷系数取0.098K——特性系数，查下表，取1.0.物性系数K系统物性系数K无泡沫，正常系统氟化物（如BF3，氟里昂）中等发泡系统（如油吸收塔、胺及乙二醇再生塔）多泡沫系统（如胺及乙二胺吸收塔）严重发泡系统（如甲乙酮装置）形成稳定泡沫的系统（如碱再生塔）1.00.90.850.730.600.30由上代入数据得：泛点率=75.44%∵对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%。计算出的泛点率在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足ev<0.1kg液/kg(干气)的要求。e.漏液验算0.5312m3/s<Vs=1.2553m3/s,可见不会产生过量漏液。4)塔板负荷性能图及操作弹性①液相下限线因堰上液层厚度how为最小值时，对应的液相流量为最小。设how,小=0.006mLW=0.7推出LS=0.000575m3/s②液相上限线当停留时间取最小时，LS为最大，求出上限液体流量值（常数），在—图上，液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。以作为液体在降液管中停留时间的下限，因Af=0.0707m2，HT=0.34∵θ=AfHT/LS则LS,大=0.0707×0.34/5=0.0048076m3/s③漏液线据此可作出与液体流量无关的水平漏液线。④雾沫夹带线根据经验值，因该塔径1.0m控制其泛点率为80%代入上式∵lL=D-2Wd=1-20.15=0.7Ab=AT-2Af=0.7854-20.0707=0.644K物性系数查表得K=1,CF泛点负荷因素，查表得CF=0.098代入计算式，整理可得：0.03601VS+0.952LS=0.0505由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个LS值，依式算出相应的值列于下表中。lsvs0.00011.8997442380.0021.849508470.0031.8230685920.0041.7966287140.0051.7701888360.0061.7437489590.0071.7173090810.011.637989447⑤液泛线为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。联立以下三式：由上式确定液泛线。忽略式中项，将以下五式代入上式，得到：因物系一定，塔板结构尺寸一定，则、、、、、、及φ等均为定值，而与又有如下关系，即：式中阀孔数N与孔径亦为定值。因此，可将上式简化成与的如下关系式：其中：带入数据：由得LS0.0010.0020.0030.0040.0050.0060.007vs2.47542.39872.31872.22992.12932.01331.8777⑥操作负荷线由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点P(0.00095，1.297)在正常的操作范围内。过圆点连接OP作出操作线.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P（设计点），处在适宜操作区内的适中位置。（2）塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。（3）操作弹性Vmax=1.8325,Vmin=0.5312操作弹性=Vmax/Vmin=1.8325/0.5312=3.45>3∴此设计符合要求。4.3提馏段塔径塔板的实际计算1)提馏段汽、液相体积流率为：LS’=0.00215m3/sVS’=1.2553m3/s2)塔径的计算取塔板间距HT=0.4，板上液层高度h1=0.06mHT–h1=0.4-0.06=0.功能参数：=0.0554从史密斯关联图查得：=0.06由公式C=校正得C=0.0609=1.968m/s取安全系数0.70，则u’=0.7umax’=1.3775m/s∴=1.161为了防止精馏段塔径大于提留段，造成塔的稳定性下降，所以圆整取D’=1∴塔截面积AT’==0.7854空塔气速:u’=VS’/AT’=1.5983m/s3)溢流装置的确定单溢流又称直径流，液体自液盘横向流过塔板至溢流堰，流体流径较大，塔板效率高，塔板结构简单，加工方便，直径小于2.2m的塔中广泛使用。工业中应用最广的降液管是弓形降液管。综合考虑各方面因素，本设计体系采用单溢流、弓形降液管。①堰长lw’∵塔径D’=1.0m,∴堰长lw’=0.7②出口堰高hw’=h1’-how∵L’/lW’2.5=0.00215×3600/0.72.5=18.88lW’/D=0.7查流体收缩系数图得：E=1.04,∴hw’=hl’-how’=0.06-0.01466=0.04534m③降液管的宽度’与降液管的面积’：由lW’/D=0.7查图得查得’=0.15,’=0.09∴Wd’=0.15×1=0.15m,Af’=0.09×0.7854=0.0707m2④液体在降液管中停留时间θ=Af’HT/Ls’=0.0707×0.4/0.00215=13.153s>5s故降液管设计合适⑤降液管底隙高度h0’降液管底隙高度是指降液管下端与塔板间的距离，以表示。Ho的大小应在20~25mm之间。降液管底隙高度应低于出口堰高度，(hw-ho)>6mm才能保证降液管底端有良好的液封。工程上ho一般取20-25mm。本次设计中取22mm。hW’-h0’=0.04534-0.022=23.34mm>6mm故降液管底隙高度设计合理。c.安定区与边缘区的确定取安定区宽度WS’=0.边缘区宽度WC’=0.04弓形降液管宽度Wd’=0.d.鼓泡区间阀孔数的确定以及排列采用F1型重阀，，孔径为39mm。取阀孔动能因子FO=10①孔速uo’==10/(0.836)0.5=10.735m/s②浮阀数:n==1.2553/（1/4×3.14159×0.0392×10.735）=97.89=98(个)③有效传质区面积：根据公式：其中：R==0.46mx==0.29∴Aa’=0.④塔板的布置因D>800mm故塔板采用分块式，查表的塔块分为3块采用等腰三角形叉排。浮阀塔阀孔直径取d=39mm,阀孔按等腰三角形排列，如下图:⑤阀孔的排列：第一排阀孔中心距t为75mm，各排阀孔中心线间的距离t’可取65mm,80mm,100mm.经过精确绘图，得知，当t’=80mm时，阀孔数N实际=92个按N=69重新核算孔速及阀孔动能因数：孔速u0’=VS’/（π×1/4×d2×N）=11.428F0=uo’×(ρV,M’)0.5=10.645阀孔动能因数变化不大，仍在9～12范围内。⑥开孔率φ’∵空塔气速:u’=VS’/AT’=1.5983m/s∴开孔率φ’=u’/uo’=1.186/11.428×100%=13.986%∵5%<13.986%<14%,∴符合要求∴则每层板上的开孔面积AO’=Aa’×φ’=0.49563×13.986%=0.0693m24）塔板流体力学的验算a.塔板压降气体通过浮阀塔板的压力降(单板压降)=1\*GB3①干板压强降hc’浮阀由部分全开转为全部全开时的临界速度为U0,c’U0,c’=（73.1/ρV,M’）（1/1.825）=11.353m/s>11.428m/s∵hc’=5.34×u0’2ρV’/(2gρL’=5.34×11.4282×0.8677/(2×9.81×906.9115)=0.034m液柱=2\*GB3②液层阻力h1’取板上液层充气程度因数ε=0.5，则h1’=ε×（hW’+hOW’）=0.5×0.06=0.0③液体表面张力hσ’数值很小，设计时可以忽略不计则hp’=hc’+h1’+hσ’=0.034+0.03=0.064气体通过每层塔板的压降△P为△P=hp’×ρL’×g=0.064m×906.9115×9.81=569.40pa<640pa(设计允许值)b.液泛的校核为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。即：Hd≤ψ（HT+hW）Hd=hw+how+hd+hp+△hd=0.2(LS/(lwho))2甲醇-水属于一般物系，ψ取0.5对于浮阀塔△≈0则Hd=hw+how+hd+hp+△=0.04534+0.01466+0.2(0.00173/(0.7×0.022))2+0.064=0.1279mψ（HT+hW）=0.5(0.4+0.04534)=0.223m因0.1279m<0.223m，故本设计中不会出现液泛c.降液管内的停留时间θ=Af’HT/Ls’=0.0707×0.4/0.00215=13.153s>5s故降液管设计合适d.雾沫夹带的校核泛点率F’=100%lL=D-2Wd=1-20.15=0.7Ab=AT-2Af=0.7854-20.0707=0.644式中——板上液体流经长度，m;——板上液流面积，m2；——泛点负荷系数，由图查得泛点负荷系数取0.09;K——特性系数，查表取1.0.由上代入数据得：泛点率=70.56%∵对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%。计算出的泛点率在80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足ev<0.1kg液/kg(干气)的要求。e.漏液验算0.59m3/s<Vs’=1.2553m3/s,可见不会产生过量漏液。4)塔板负荷性能图及操作弹性①液相下限线因堰上液层厚度how’为最小值时，对应的液相流量为最小。设how,小’=0.006mLW=0.7推出LS’=0.000563m3/s②液相上限线当停留时间取最小时，LS’为最大，求出上限液体流量LS’值（常数），在—图上，液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。以作为液体在降液管中停留时间的下限，因Af=0.0707m2，HT=0.4∵θ=AfHT/LS则LS,大’=0.0707×0.4/5=0.005656m3/s③漏液线据此可作出与液体流量无关的水平漏液线。④雾沫夹带线根据经验值，因该塔径1.0m控制其泛点率为80%代入上式∵lL=D-2Wd=1-20.15=0.7Ab=AT’-2Af’=0.7854-20.0707=0.644K物性系数查表得K=1,CF泛点负荷因素，查表得CF=0.09代入计算式，整理可得：0.0309VS’+0.952LS’=0.0464由上式知雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个LS’值，依式算出相应的VS’值列于下表中。LS'0.00010.00050.0010.0020.0030.0050.00550.006VS'2.09852.08622.07082.042.00911.94761.93221.9168⑤液泛线为了防止塔内发生液泛，降液管高度应大于管内泡沫层高度。联立以下三式：由上式确定液泛线。忽略式中项，将以下五式代入上式，得到：因物系一定，塔板结构尺寸一定，则、、、、、、及φ等均为定值，而与又有如下关系，即：式中阀孔数N与孔径亦为定值。因此，可将上式简化成与的如下关系式：其中：带入数据：由得LS0.0010.0020.0030.0040.0050.0060.007vs2.55332.46392.37072.26772.15092.01671.8602⑥操作负荷线由以上各线的方程式，可画出图塔的操作性能负荷图。根据生产任务规定的气液负荷，可知操作点P’(0.00215,1.2553)在正常的操作范围内。过圆点连接OP’作出操作线.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P’（设计点），处在适宜操作区内的适中位置。（2）塔板的气相负荷上限完全由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。（3）操作弹性Vmax=2.01,Vmin=0.59操作弹性=Vmax/Vmin=2.01/0.59=3.41>3∴此设计符合要求。五．浮阀塔板工艺设计计算结果项目精馏段提馏段塔径D，m板间距HT，m塔板型式实际塔板数空塔气速u，m/s堰长lW，m堰高hW，m板上液层高度hL，m降液管底隙高度ho，m浮阀数N，个阀孔气速uo，m/s阀孔动能因数Fo临界阀孔气速uoc，m/s孔心距t，m排间距t’，m单板压降△pp，Pa液体在降液管内停留时间θ，s安定区宽度Ws,m边缘固定区宽度Wc,m弓形降液管宽度Wd,m开孔率%泛点率%气相负荷上限(Vs)max，m3/s气相负荷下限(Vs)min，m3/s操作弹性1.00.4单溢流弓形降液管131.165140.70.048020.060.0229811.07911.5810.2500.0750.065602.732629.7680.070.040.1514.4575.442.2250.53124.1891.00.4单溢流弓形降液管161.59830.70.045340.060.0229211.42810.64511.3530.0750.080569.4013.1530.070.040.1513.98670.562.620.594.44六辅助设备及零件设计1.塔顶全凝器的计算及选型1)冷凝器的选择：（列管式冷凝器）按冷凝器与塔的位置，可分为：整体式、自流式和强制循环式。①整体式如图a，b所示。将冷凝器与精馏塔作成一体。这种布局的优点是上升蒸汽压降较小，蒸汽分布均匀，缺点是塔顶结构复杂，不便维修，当需用阀门、流量计来调节时，需较大位差，须增大塔顶板与冷凝器间距离，导致塔体过高。该型式常用于减压精馏或传热面较小场合。②自流式如图c所示。将冷凝器装在塔顶附近的台架上，靠改变台架的高度来获得回流和采出所需的位差。③强制循环式如图d，e所示。当冷凝器换热面过大时，装在塔顶附近对造价和维修都是不利的，故将冷凝器装在离塔顶较远的低处，用泵向塔提供回流液。根据本次设计体系，甲醇-水走壳程，冷凝水走管程，采用逆流形式。冷凝器置于塔下部适当位置，用泵向塔顶送回流冷凝水，在冷凝器和泵之间需设回流罐，这样可以减少台架，且便于维修、安装，造价不高。(2)冷凝器的传热面积和冷却水的消耗量①热流体为64.9℃的99%的甲醇蒸汽，冷凝蒸汽量：由于甲醇摩尔分数为0.99,所以可以忽略水的冷凝热,r=1100.18KJ/kg②冷凝水始温为12℃，取全凝器出口水温为20℃物性数据如下 （甲醇在膜温40.3℃下，水在平均温度16ρ（kg/m3）Cp(KJ/k.℃)μ[kg(s.m)]λ(w/(m.℃))甲醇-水1.1562.59645×10-50.1888水993.64.1771.24×10-50.6268③a.设备的热参数：b．水的流量：c．平均温度差：根据“传热系数K估计表”取K=2000W/(m2.℃)传热面积的估计值为：安全系数取1.2换热面积A=1.2×29.51=35.41m2管子尺寸取25mm水流速取ui=1.0m/s管数：管长：取管心距壳体直径取600mm折流板：采用弓形折流板，取折流板间距B=200mm由上面计算数据，选型如下：公称直径D/mm600管子尺寸/mm25公称压力PN/（MPa）1.6管子长l/m4.2管程数NP1管数n/根108壳程数NS1管心距t/mm31.25管子排列正三角排列（3）核算管程、壳程的流速及Re:①管程流通截面积：管内水的流速②壳程流通截面积：取=12壳内甲醇-水流速当量直径（4）计算流体阻力管程流体阻力设管壁粗糙度ε为0.1mm，则ε/d=0.004,查得摩擦系数λ=0.036取污垢校正系数F=1.4符合一般要求壳程流体阻力Re=1012.66>500，故管子排列为正三角形排列，取F=0.5挡板数块代入得取污垢校正系数F=1.0=9329.6Pa<100kPa故管壳程压力损失均符合要求（5）管程对流给热系数膜的雷诺数所以为垂直湍流管壳程对流给热系数Reo=1012.66Pr0===8=0.360.14=484.98计算传热系数取污垢热阻RS0.15m℃/kWRS=0.58m℃/kW以管外面积为基准则K==2.371kW/(m2.℃)计算传热面积A=m2所选换热器合适2.塔底再沸器面积的计算及选型(1)再沸器的选择：列管式蒸发器对直径较大的塔，一般将再沸器置于塔外。其管束可抽出，为保证管束浸于沸腾器液中，管束末端设溢流堰，堰外空间为出料液的缓冲区。其液面以上空间为气液分离空间。换热面积换热量为考虑到5%的热损失后传热面积：A=蒸汽温度为120℃，冷液进口温度为99.426℃则℃取传热系数K=1000W/（m2.K）∴3.其他辅助设备的计算及选型1）进料管进料管的结构类型很多，有直管进料管、弯管进料管、T型进料管。本设计采用直管进料管。管径的计算:，取，经圆整选取热轧无缝钢管，规格Φ45×3mm2）回流管回流液体积流量利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么经圆整选取热轧无缝钢管，规格：Φ57mm3mm实际管内流速：3)塔釜出料管釜残液的体积流量：=0.001m3/s取适宜的输送速度uw=0.785m/s则经圆整选取热轧无缝钢管，规格：Φ50mm4mm实际管内流速：4)再沸器蒸汽进口管设蒸汽流速为20m/s,经圆整选取热轧无缝钢管，规格：Φ370mm12.5mm实际管内流速：5)冷凝水管冷凝水进口温度为12℃水的物性数据：ρ=995.7kg/m3,μ=0.0008012,=4.174kJ/(kg*K)冷凝水质量流率，取流速为1.6m/s管径选取Φ180×4.5mm热轧无缝钢管实际流速为6)冷凝水泵雷诺数:取ε=0.01，，查图摩擦系数λ=0.031各管件及阀门阻力系数如下:名称水管入口进口阀90·弯头×4半开型球阀ξ0.560.75×49.5设管长为50米,塔有效高度加裙座加全凝器高度取Ho=20m扬程取28m流量选择IS150-125-315型离心泵,参数为流量V=200,扬程,转速,泵效率,轴功率7)进料泵①塔总高（不包括群座）由下式决定式中H—塔高，m；--塔顶空间，m；--塔板间距，m；--开有人孔的塔板间距，m；--进料段高度，m；--塔底空间，m；--实际塔板数，m；--人孔数（不包括塔顶空间与塔底空间的人孔数）。已知实际塔板数为29块，板间距,由于料液较清洁，无需经常清洗，可取每隔8块板设一个人孔，则人孔的数目为：S=29/8=4个取1.5m，=32块，=0.4m,=0.8m，每8块取一个人孔，=4个。的计算:塔釡料液最好能在塔底有3~5分钟的存储，所以取5分钟来计算。则=1.5+(29-2-4)×0.4+4×0.4+0.8+0.955=14.9裙座高度取5m，所以总高度为19.96m②有效高度精馏段有效高度提馏段有效高度③泵的选择F=250kmol/h=1.522kg/s=6.386m3/h料液罐的压强为常压1atm，加料板的压强为109010Pa进料口的高度为11.4m，进料段的表压为1.07585atm，管路阻力管路的高度为11.4+1.07585×10+=22.1585+,所以要选一个适合这个流量和高度的泵，查型离心泵性能表，使用重力回流从各个方面考虑下来，IS65-40-315比较适合作进料泵，其有关参数为：流量/(m3/h)扬程/m转速/(r/min)气蚀余量/m泵效率/%轴功率配带功率12.53214502.5372.9448）预热器进料冷夜的温度为15.7℃，经过加热器变成饱和液体温度为78.08℃原料加热：采用压强为270.25kPa的饱和水蒸汽加热，温度为130℃，冷凝温度至130℃流体形式，采用逆流加热

查表=2.48kJ/(kg•K)=4.183kJ/(kg•K)

摩尔分数=0.28

根据上式可知：Cpc=2.48×0.28+4.138×0.72=3.6738kJ/(kg•K)

设加热原料温度由15.7℃到81.82℃考虑到5%的热损失后

选择传热系数K=800w/(m2•K)

计算传热面积：℃取安全系数为0.8

A实际=5.52/0.8=6.9m2七．设计感想进行了整整两周的化工原理课程设计终于告一段落，对我自己而言两周的辛勤劳动是收获颇丰的。总结于下：对化工设计有了比较深刻的认识，在平常的化工原理课程学习中总是只针对局部进行了计算，而对参数之间的相互关联缺乏认识。平常的学习总会有题设的条件，省去了我们很多劳动，但在设计中大量用到了物性数据是我们需要自己去查取的。我学会了去互联网上查取这些数据，如在中科院过程工程研究所的数据库中就有许多我们所需要的数据。设计中我学会了离开老师进行自主学习，参看多本指导书，还查阅了一些图书馆中的资料。刚开始的时候真的是完全没有方向，直到用了两周的时间慢慢的把这份设计做出来，这样的设计让我从中获得了一些自信，觉得专业还是学了不少东西的，至少学会了一种研究的方法，将来工作中或学习遇到了什么困难或从未接触过的领域，我也不再会感到畏惧。因为我已经有了一定的自主研究的能力，我能通过自学慢慢的将问题化解。设计帮助我更好的熟悉了WORD、EXCEL、CAD的操作。平常天天用电脑上网，进行些娱乐活动，真正这些实用的软件却触碰的很少，虽然以前有学过但隔的时间也比较久了，大多都淡忘了。设计教会了我耐心，很多地方都是需要先假设数据，再验算，不符合时再调整数据重新进行验算。很多地方我都不得不重复的算上好几遍，而且大量繁琐的计算要求我必须克服毛躁的毛病，计算必须准确到位才能更快的完成设计任务。八．致谢本次设计能完全结束，离不开老师得辛勤指导和同学们的热心帮助。由于个人知识水平有限，在老师和同学的耐心帮助下才得以完成本次设计。在此，特别感谢夏毅老师和王海燕老师，以及化工班的同学们。同时也感谢学校和老师给我们一个锻炼自己学习知识的机会。九．参考文献[1]管国锋,赵汝溥.《化工原理》(第二版).北京:化学工业出版社,2003年[2]毕诚敬.《化工原理课程设计》.天津:天津科学出版社，1996年[3]化学工程编委会.《化学工程手册》(第1、13卷)，北京:化学工业出版社，1989年[4]化工设备设计全书编委会.《塔设备设计》.上海:上海科学技术出版社,1989年[5]国家医药管理局上海医药设计院.《化工工艺设计手册》(上、下)(第二版).北京:化学工业出版社，1996年[6]刘佩茹.《化工过程与设备》.北京:中国轻工业出版社,1994年[7]潘国昌,郭庆丰.《化工过程设备与设计》.北京:化学工业出版社,1996年[8]葛婉华,陈鸣德.《化工计算》.北京:化学工业出版社,1990年[9]董大勤.《化工设备机械基础》(第二版).北京:化学工业出版社,1994年[10]崔子筠,崔子伟.《计算机绘图教程》.上海:同济大学出版社,1996年[11]邱景宏,宁宇.《中文AutoCAD2000应用培训教程》.北京:高等教育出版社,2000年基于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\t"_