化工原理课程设计-分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计

分离苯-甲苯混合液的浮阀板式精馏塔工艺设计PAGE391.6相关物性参数（1）苯和甲苯的物理参数分子式相对分子质量沸点℃临界温度℃临界压力MPa苯（A）C6H678.11g/mol80.1288.954,898甲苯（B）C7H892.14g/mol110.6318.574.109(2)饱和蒸汽压苯、甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine方程计算：ABC苯6.94192769.42-53.26甲苯7.05803076.65-54.65（3）苯、甲苯的相对密度温度（℃）8090100110120苯815803.9792.5780.3768.9甲苯810800.2790.3780.3770.3（4）液体表面张力温度（℃）8090100110120苯21.2720.0618.8517.6616.49甲苯21.6920.5919.9418.4117.31(5)苯甲苯液体粘度mPa8090100110120苯0.3080.2790.2550.2330.215甲苯0.3110.2860.2640.2540.228第二章设计任务书1.设计题目：分离苯-甲苯混合液的舌形塔板式精馏塔工艺设计2.工艺条件：生产能力：苯-甲苯混合液处理量90000t/a，年开工300天原料组成：苯含量为18%（质量百分率，下同）进料状况：泡点进料，q=1分离要求：塔顶苯含量不低于99.5%，塔底甲苯含量不低于99.9%3.塔板类型：板式精馏塔4.设计内容：1）精馏塔的物料衡算；2）塔板数的确定；3)精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；4)精馏塔的塔体工艺尺寸计算；5)塔板主要工艺尺寸的计算；6)塔板的流体力学验算；7)塔板负荷性能图；8)精馏塔接管尺寸计算；9)绘制生产工艺流程图；10)绘制精馏塔设计条件图；11)绘制塔板施工图（可根据实际情况选作）；12)对设计过程的评述和有关问题的讨论。第三章设计内容3.1设计方案的确定及工艺流程的说明本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于该二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。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入精馏塔内。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点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，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。3.2全塔的物料衡算 3.2.1原料液及塔顶底产品含苯的摩尔分率苯和甲苯的相对摩尔质量分别为78.11kg/kmol和92.14kg/kmol，原料含苯的质量百分率为18%，塔顶苯含量不低于99.5%，塔底甲苯含量不低于99.9%，即塔底苯含量不大于0.1%，则：原料液含苯的摩尔分率：塔顶含苯的摩尔分率：塔底含苯的摩尔分率：3.2.2原料液及塔顶底产品的平均摩尔质量由3.1.1知产品中甲苯的摩尔分率，故可计算出产品的平均摩尔质量：原料液的平均摩尔质量：MF＝78.11×0.2057＋(1－0.2057)×92.14＝89.254kg/kmol塔顶液的平均摩尔质量：MD＝78.11×0.996＋(1－0.996)×92.14＝78.166kg/kmol塔底液的平均摩尔质量：MW＝78.11×0.0012＋(1－0.0012)×92.14＝92.123kg/kmol3.2.3料液及塔顶底产品的摩尔流率一年以300天，一天以24小时计，得：F,＝90000t/（300×24）h＝12500kg/h，全塔物料衡算：进料液：F=12500（kg/h）/91.893（kg/kmol）=136.03kmol/h总物料恒算：136.03=D+W苯物料恒算：136.03×0.2057=D×0.996+0.0012×W联立解得：W＝108.066kmol/hD＝27.964kmol/h3.3塔板数的确定理论塔板数的求取苯-甲苯物系属理想物系，可用梯级图解法（M·T）,求取NT，步骤如下：3.3.1平衡曲线的绘制根据苯-甲苯的相平衡数据，利用泡点方程和露点方程求取。依据，将所得计算结果如列表2：表2苯（x）-甲苯（y）的相平衡数据温度，（℃）80.184889296100104108110.6（kpa）苯101.3101.3101.3101.3101.3101.3101.3101.3101.3甲苯39.039.039.039.039.039.039.039.039.0两相摩尔分率X1.0000.8160.6510.5040.3730.2560.1520.0570Y1.0000.9190.8250.7170.5940.4550.3000.1250本方案中，塔内压力接近常压（实际上略高于常压），因操作压力偏离常压很小，所以其对x~y平衡关系的影响完全可以忽略。将上表中数据作图得x~y曲线：图图1苯—甲苯混合液的y-x图3.3.2操作回流比的确定表3苯--甲苯物系在某些温度t下的a值（附x值）t(℃)80.184889296100104108110.6α2.602.562.532.492.462.432.402.372.35x10.8160.6510.5040.3730.2570.1520.0570可见随着温度的升高，α变化不大，可对表中两端数据取平均值在y-x图（图1）上，因，查得，而，。故由式（3-53a）得最小回流比：也可根据课本中公式（10-45）得，代入数据计算得：两种计算方法结果相同。考虑到精馏段操作线离平衡线较近，取实际操作的回流比为最小回流比的1.2倍，即：R=1.2Rmin=1.2*3.27=3.924精馏塔的汽、液相负荷：精馏段：液相流量：L=RD=3.924×27.964=109.731kmol/h气相流量：V=(R+1)D=(3.924+1)×27.964=137.69kmol/h提镏段：液相流量：L′=L+F=109.731+136.03=245.761kmol/h气相流量：V′=V=137.69kmol/h3.3.3理论塔板数的确定图2苯-甲苯物系精馏分离理论塔板数的图解精馏段操作线为：==0.797+0.2023平衡方程:提馏段操作线可由b(xW，xW)及精馏段操作线和q线的交点d决定。泡点加料时q=1（1）（2）对全塔物料横算D+W=F（3）D+W=F（4）由(1)、(2)式得(5)(6)将(5)式值带入(6)中得提留段操作线为将x=0.5代入精馏段操作线，求得y=0.6008，即有d(0.5，0.6008)。(1)精馏段利用平衡方程和精馏段操作线方程计算精馏段的塔板数：x2=0.978(用平衡关系)y3=0.982(用物料衡算，即操作线)x3=0.0.957(用平衡关系)y4=0.979(用操作线)；x4=0.950(用平衡关系)y5=0.960(用操作线)；x5=0.907(用平衡关系)y6=0.925(用操作线)；x6=0.833(用平衡关系)y7=0.866(用操作线)；x7=0.723(用平衡关系)y8=0.779(用操作线)；x8=0.587(用平衡关系)y9=0.67(用操作线)；x9=0.451用平衡关系)y10=0.562(用操作线)；x10=0.341(用平衡关系)y11=0.474(用操作线)；x11=0.267(用平衡关系)y12=0.451(用操作线)；x12=0.223(用平衡关系)y13=0.380(用操作线)；x13=0.198(用平衡关系)所以进料位置在第13块板(2)提馏段利用相平衡方程和提留段操作线方程计算提留段塔板数：Y14=0.352.；x14=0.180y15=0.320；x15=0.160y16=0.284；x16=0.138y17=0.245；x17=0.116y18=0.206；x18=0.095y19=0.168；x19=0.075Y20=0.133(用操作线)；x20=0.058(用平衡关系)Y21=0.102(用操作线)；x21=0.044(用平衡关系)Y22=0.078(用操作线)；x22=0.033(用平衡关系)Y23=0.058(用操作线)；x23=0.024(用平衡关系)Y24=0.042(用操作线)；x24=0.017(用平衡关系)Y25=0.029(用操作线)；x25=0.0119(用平衡关系)因此，理论板数为(25-1)=24层，进料位置为第13层板。苯--甲苯在某些温度下的粘度：t8090100110120A0.3080.2790.2550.2330.215B0.3110.2860.2640.2540.228μ=Σxiμi=0.2057*0.284+0.56*0.291=0.2923(mPa.s)μ表示以加料摩尔组成为准的液体的平均摩尔粘度。可以简单的用以下近似公式计算塔的总效率：E=0.563-0.276lg（αμ）+0.0815[lg(αμ)]2=0.60315精馏段的实际板数为：(层)取22（层）提馏段的实际板数为：（层）取19（层）总实际塔板N实=41块3.4塔的精馏段操作工艺条件及计算3.4.1平均压强pm塔顶压强：取每层塔板的压降0.7KPa进料板：塔底压强：平均压强：3.4.2平均温度tm依据操作压力，由泡点方程通过试差法，计算出泡点温度，其中苯、甲苯的饱和蒸汽压由安托尼方程计算，计算结果如下：塔顶温度:tD=81.1℃tF=82.3℃。平均温度：tm℃3.4.3平均分子量塔顶：，（查图2）加料板：，（查图2）精馏段：3.4.4液体的平均粘度液相平均粘度依下式计算:lgμLm=∑xilgμi塔顶液相平均粘度的计算：查化工原理附录11，在81.1℃下有：μA=0.321mPa·s，μB=0.414mPa·slgμLD,m=0.986lg(0.321)+0.014lg(0.414)解得：μLDm=0.398mPa·s进料板液相平均粘度的计算:在82.3℃下，查得：μA=0.298mPa·s，μB=0.404mPa·slgμLF,m=0.685lg(0.298)+0.315lg(0.404)解得：μLFm=0.327mPa·s精馏段液相平均表面张力为μ,Lm=（0.398+0.327）/2=0.363mPa·s加料板：精馏段：3.4.5液体的平均密度ρ1.液相平均密度=1\*GB3①塔顶：=2\*GB3②进料板：所以精馏段液相平均密度：2、气相密度：3.5精馏塔的塔体工艺尺寸计算3.5.1塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为由式中的C公式计算，其中C20由化工原理课程设计教材的负荷系数图查取，图的横坐标为取板间距HT=0.50m，板上液层高度hL=0.06m，则HT-hL=0.50-0.006=0.44m查负荷系数图得C20=0.092取安全系数为0.7，则空塔气速为按标准塔径圆整后为：D=1.4m塔塔截面积为：AT=π/4×D2=1.54m2实际空塔气速为:3.5.2精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度：Z精=（N精-1）HT=（12-1）×0.4=4.4m提馏段有效高度：Z提=（N提-1）HT=（10-1）×0.4=3.6m在进料板上方开一人孔,其高度为0.8m，故精馏塔的有效高度为：Z=Z精+Z提+0.8=4.4+3.6+0.8=8.8m3.6塔板工艺结构尺寸的设计与计算3.6.1溢流装置计算因塔径D=1.4m，可选用单溢流弓形降液管、凹形受液盘。（1）溢流堰长取堰上溢流强度，满足筛板塔的堰上溢流强度要求。（2）出口堰高对平直堰，由及，查化工原理课程设计图5-5得，于是：满足要求。取板上清液层高度hL=60mm（3）降液管的宽度和降液管的面积由，查图5-7得，即：依教材中式5-9验算液体在降液管中停留时间,即:可以满足要求。（4）降液管的底隙高度液体通过降液管底隙的流速一般为0.07~0.25m/s，取液体通过降液管底隙的流速，则有：降液管底隙高度设计合理。故选用凹型受液盘，深度3.6.2塔板布置（1）塔板的分块因D≥800mm故塔板采用分块式。塔板分为3块。（2）边缘区宽度的确定取边缘区宽度：一般为50~75mm，D>2m时，可达100mm。安定区宽度：规定m时，mm；m时，mm本设计取：mm，mm。（3）开孔区面积故：故：（4）筛孔计算及其排列由于处理的物系无腐蚀性，可先用碳钢板，取筛孔直径。筛孔按正在角形排列，取孔中心距t为每层塔板的开孔数为：每层塔板的开孔率为：在5~15%之间，故满足要求。每层塔板的开孔面积：气体通过筛孔的孔速：3.7浮阀的布置选用十字架型圆盘浮阀，阀径为50毫米，阀重30～32克，塔板上孔径为40毫米，最大开度8毫米。3.7.1阀孔速度由公式求阀孔的临界速度（或选定适宜的阀孔动能因数，求出阀孔速度）。精馏段：（2）提馏段：上下两段相应的阀孔动能因数为：均属正常操作范围。3.7.2开孔率由公式求得：（1）精馏段：（2）提馏段：考虑到塔板加工方面起见，上下两段的开孔率均采用。3.7.3阀孔总面积由公式求得：3.7.4浮阀总数由公式求得：取整为37（个）3.7.5塔板上布置浮阀的有效操作面积已知Wd=0.204，取WF=0.070，Wc=0.050；由公式可求：=0.026（米）由公式可得塔板上布置浮阀的有效操作面积为：=0.0334（）塔板有效操作面积为：3.7.6浮阀的排列浮阀采取等腰三角形叉排排列。设垂直于液流方向的阀孔中心间距为t，与此相应的每排浮阀中心线之间距离，由公式求得：取t=12(毫米)。3.8筛板的流体力学验算3.8.1塔板压降（1）干板阻力h0的计算干板阻力h0由公式计算，即由d0查图得C0=0.772。故：液注（2）气体通过液层的阻力h1计算气体通过液层的阻力h1由公式计算，即查表得β=0.52.（3）液体表面张力的阻力计算液体表面张力所产生的阻力hδ由公式计算，即液柱气体通过每层塔板的液柱高度为气体通过每层塔板的压降为：满足工艺要求。3.8.2液面落差和液沫夹带对于筛板塔，液面落差很小，且本案例的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。液沫夹带量由公式计算，即式中：=2.5×0.06=0.15=0.032kg液/kg气<0.1kg液/kg气，满足要求（在本设计中液沫夹带量在允许范围中）。3.8.3漏液对筛板塔斯社，漏液点的气μ0,m速可由式5-25计算：即实际孔速u0=16.26m/s＞u0,m筛板的稳定性系数:即不会产生过量液漏。3.8.4液泛为防止降液管发生液泛，应使降液管中的清液层高度苯—氯苯物系属于一般物系，取φ=0.5而：板上不设进口堰，则<0.225m成立，故不会产生液泛。3.9塔板负荷性能图3.9.1漏液线漏液点气速:[依据表5中数据作出漏液线（见图3a）]μ0m=Vs,m/A0，整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式算出对应的值列于下表：表５漏液线数据Ls，m3/s0.00190.00240.00290.0034Vs，m3/s0.4610.4660.4700.4743.9.2液沫夹带线以气为限，求Ls-Vs关系如下：（1）式中：,故将已知数据代入式（1）（2）在操作范围内，任取几个值，依式（2）算出对应的值列于下表：依据表6中数据作出雾沫夹带线（图3b）表6雾沫夹带线数据Ls，m3/s0.00190.00240.00290.0034Vs，m3/s2.2742.2332.1942.1583.9.3液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度how=0.006m作为最小液体负荷标准。由公式得，并取E=1则:据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线（图3c）3.9.4液相负荷上限线以θ=4s作为液相在降液管中停留时间的下限，由公式得s故:据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线（图3d）3.9.5液泛线令由；；；联立得：忽略hσ，将how与hS，hd与LS，hC与VS的关系代入上式，并整理得将有关的数据代入，得：故，或在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs值，计算结果列于表7表7液泛线数据Ls，m3/s0.00190.00240.00290.0034Vs，m3/s0.4000.3760.3510.325由上表数据即可作出液泛线（图3e）根据以上各线方程，可作出筛板塔的负荷性能图，如图3所示。在负荷性能图上，作出操作点A（Ls，Vs），连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为雾沫夹带控制，下限为漏液控制。由图3查得：图3精馏段筛板的负荷性能图图3精馏段筛板的负荷性能图故操作弹性为：第四章附属设备的选型及计算4.1塔体总高度板式塔的塔高如图4所示，塔体总高度（不包括裙座）由下式决定：式中HD——塔顶空间，m；HB——塔底空间，m；HT——塔板间距，m；HT’——开有人孔的塔板间距，m；HF——进料段高度，m；Np——实际塔板数；S——人孔数目（不包括塔顶空间和塔底空间的人孔）。4.2塔顶空间HD塔顶空间（见图4），是指塔内最上层塔板与塔顶空间的距离。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，其高度应大于板间距，通常取HD为（1.5～2.0）HT。若图8-1塔高示意图需要安装除沫器时，要根据除沫器的安装要求确定塔顶空间。4.3人孔数目人孔数目根据塔板安装方便和物料的清洗程度而定。对于处理不需要经常清洗的物料，可隔8～10块塔板设置一个人孔；对于易结垢、结焦的物系需经常清洗，则每隔4～6块塔板开一个人孔。人孔直径通常为450mm，本设计选择DN150mm人孔，其中人孔处塔板间距为600mm，人孔数一共2个，位置分别为：手孔1位于塔板7—8之间，手孔2位于塔板15—16之间。4.4塔底空间HB塔底空间指塔内最下层塔板到塔底间距。其值视具体情况而定：当进料有15分钟缓冲时间的容量时，塔底产品的停留时间可取3～5分钟，否则需有10～15分钟的储量，以保证塔底料液不致流空。塔底产品量大时，塔底容量可取小些，停留时间可取3～5分钟；对易结焦的物料，停留时间应短些，一般取1～1.5分钟。图4板式塔总体结构简图图4板式塔总体结构简图图5冷凝器的型式图5冷凝器的型式已知实际板数N=22，板间距HT=0.3m由于液料比较清洁，无需经常清洗，可每隔8块板取一个人孔，则人孔数为S=22/8-1=1.75,取2个，开孔处两板间距增加到HT‘=0.6m，进料板间距增加到HT‘0.6m,塔两端封头各留1.5m,HD取1.2m,可以取塔高H=12m4.5裙座的选型为了制作的方便，裙座选用圆筒形裙座。裙座与塔壳的连接采用对接接头形式。排气孔：查表得出结构尺寸为：76mm,数量为4个.排气孔的中心线距离裙座顶端的尺寸为H=180mm第六章设计过程的评述和讨论1.回流比的选择回流是保证精馏塔连续稳定操作的必要条件之一，且回流比是影响精馏操作费用和投资费用的重要因素。总费用中最低所对应的回流比即为适宜回流比。在精馏设计中，一般并不进行详细的经济衡算，而是根据经验选取。通常，操作回流比可取最小回流比的1.1~2倍。我计算的回流比为1.522，我取的回流比R=1.2Rmin=1.826。2.塔高和塔径影响塔板效率的因素有很多，概括起来有物性性质﹑塔板结构及操作条件三个方面。物性性质主要是指黏度﹑密度﹑表面张力﹑扩散系数及相对挥发度等。塔板的结构主要包括塔板类型板间距堰高及开孔率等。操作条件是指温度压强气体上升速度及气液流量比等。影响塔板效率的因素多而复杂，很难找到各因素之间的定量关系。设计中所用的板效率数据，一般是从相近的生产装置或中式装置中取得经验数据。因此，我通过经验数据和查表在综合算得塔径为1.40m，塔高为8.4m。3.进料状况的影响由于不同进料状况的影响，使从进料板上升蒸汽量及下降液体量发生变化，也即上升到精馏段的蒸汽量及下降到提留段的液体量发生了变化。我们选择泡点进料，由于原料液的温度与板上液体的温度相近，因此，原料液全部进入提留段，作为提留段的回流液，两端上升的蒸汽流相等，即L,=L+F,,=V。4.热量衡算和节能对连续精馏装置的热量衡算，可以求得冷凝器和再沸器的热负荷以及冷却介质和加热介质的消耗量，并为设计这些换热设备提供基本数据。从传质角度而言，宜将热量加入塔底，即选择冷进料，这样可提供更多的气相回流。随着进料带入热量增加，塔底再热器供热必将减少，加热蒸汽消耗量降低，但全塔总的耗热量是一定的。从废热回收利用和能量回收品味而言，加热原料所需的品味较低，且多可利用废热。因此我们采用热进料。精馏过程需要消耗大量的能量，我们采取的降低能耗的具体措施如下：1)选择经济合理的回流比；2)回收精馏装置的余热，以用作本装置和其他装置的热源；3)对精馏过程进行优化控制，减小操作裕度，使其在最佳状况下操作，可确保过程能耗为最低。5.精馏塔的操作和调节对于我们的精馏塔和物系，保持精馏稳态操作采取的措施是：1)塔压稳定；2)进出塔系统物料平衡和稳定；3)进料组成和热状况稳定；4)回流比恒定；5)再沸器和冷凝器的传热条件稳定；6)塔系统和环境间散热稳定等。附：设计筛板结果汇总表项目符号单位精馏段平均压强PmkPa108.7平均温度tm℃81.7平均流量气相m3/s1.604液相m3/s0.0024实际塔板数块22板间距m0.4塔段的有效高度Zm8.8塔径Dm1.4空塔气速um/s1.041塔板液流型式单流型溢流装置溢流管型式弓形堰长m0.924堰高m0.05溢流堰宽度m0.174底隙高度m0.032板上清液层高度m0.06孔径mm5孔间距mm15浮阀总数n个37每层塔板开孔面积A0m20.0436筛孔气速m/s16.26每层塔板压降kPa0.691液体在降液管中的停留时间θs18.33雾沫夹带kg液/kg气0.032负荷上限雾沫夹带控制负荷下限漏液控制气相最大负荷m3/s2.169气相最小负荷m3/s0.468操作弹性/4.6343.参考文献[1]谭天恩.《化工原理》第三版.北京：化学工业出版社,2009[2]柴诚敬，刘国维等.化工原理课程设计.天津：天津大学科学技术出版社，1994[3]贾绍义，柴诚敬等.化工原理课程设计.天津：天津大学出版社，2002[4]时钧，汪家鼎等.化学工程手册.北京：化学工业出版社，1986[5]大连理工大学化工原理教研室.化工原理课程设计.大连：大连理工大学出版社，1994[6]刁玉玮.《化工设备机械基础》.大连理工大学出版社,2009[7]全国压力容器标准化委员会编《GB150-98钢制压力容器》,1998[8]中华人民共和国行业标准，HG20583-98《钢制化工容器结构设计规定》，1998[9]中华人民共和国行业标准，HG20593-97《钢制管法兰、垫片、紧固件》，19974.课程设计心得经过几周的努力，课程设计终于完成了。在此我首先要感谢给予我很多帮助的指导教师。作为一名化工专业大三的学生，我觉得能做这样的课程设计是十分有意义的。在已度过的三年大学生活里我们大多数接触的是专业基础课。我们在课堂上掌握的仅仅是专业基础课的理论面，如何去面对现实中的各种化工设备的机械设计？如何把我们所学到的专业基础理论知识用到实践中去呢？我想做类似的大作业就为我们提供了良好的实践平台。在做本次课程设计的过程中，我感触最深的当属查阅了很多次设计书和指导书。为了让自己的设计更加完善，更加符合工程标准，一次次翻阅机械设计书是十分必要的，同时也是必不可少的。我们做的是课程设计，而不是艺术家的设计。艺术家可以抛开实际，尽情在幻想的世界里翱翔，我们是工程师，一切都要有据可依.有理可寻，不切实际的构想永远只能是构想，永远无法升级为设计。在这个过程中，我学到了很多知识如origin作图、查阅文献资料、word排版、CAD制图等，这对我们的以后的发展更为有益，比如为即将面临的毕业论文、考研或毕业后的工作打下坚实的基础。对于那些在设计过程中帮助过我的所有老师和同学，我再一次的表示深深的感谢！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"/det