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1、紹興文理學(xué)院化學(xué)化工學(xué)院八報告苯-乙苯精餾塔工藝設(shè)計應(yīng)化092班錢武09114514 ( 19)2012目錄第1節(jié)設(shè)計任務(wù)書(一)設(shè)計題目(二)操作條件 (三)塔板類型(四)工作日(五)主要物性數(shù)據(jù) 第2節(jié)方案設(shè)計方案設(shè)計方案簡介第3節(jié)物料衡算3.1進料組成:3.2全塔的物料衡算:3.3相對揮發(fā)度:3.4理論塔板數(shù)和進料板確定.3.5實際板數(shù)和實際進料位置確定 第4節(jié) 塔體工藝尺寸計算.4.1操作壓力的計算4.2塔體工藝尺寸計算 第5節(jié)各接管的設(shè)計5.1進料管5.2釜殘液出料管5.3回流液管5.4塔頂產(chǎn)品出口管第6節(jié)熱量衡算6.1塔頂冷卻水用量6.2塔釜飽和蒸汽用量 第7節(jié)輔助設(shè)備的計算及選型
2、7.1冷凝器的選擇7.2再沸器的選擇3333101111121818181919202021212122第1節(jié)設(shè)計任務(wù)書題目:苯-乙苯精餾塔工藝設(shè)計(一)設(shè)計題目某化工廠擬采用一板式塔分離苯乙苯混合液。已知:生產(chǎn)能力為年產(chǎn)44000 噸98%的乙苯產(chǎn)品;進精餾塔的料液含乙苯 45% (質(zhì)量分數(shù),下同),其余為苯;塔頂?shù)囊冶胶坎坏酶哂?2%;殘液中乙苯含量不得低于 98% ;料液初始溫度為30 C,加熱至沸點進料;塔頂冷凝器用溫度為30 C的冷水冷卻;塔底再沸器用溫度為 150°C的中壓熱水加熱。試根據(jù)工藝要求進行:(1)板式精餾塔的工藝設(shè)計;標準列管式原料預(yù)熱器或塔頂冷凝器或塔底再
3、沸器的選型設(shè)計;確定接管尺寸;(4)畫出帶控制點的工藝流程圖。(二)操作條件1. 塔頂壓力4kPa (表壓)2. 進料熱狀態(tài)泡點進料3.回流比 2倍最小回流比4.加熱蒸氣壓力 0.5MPa (表壓)5.單板壓降 < 0.7k Pa。(三)塔板類型板式塔(四)工作日每年工作日為300天,每天24小時連續(xù)運行。(五)主要物性數(shù)據(jù)1.苯、乙苯的物理性質(zhì)項目分子式分子量 1沸點C臨界溫度C臨界壓強Pa苯ACH78.1180.1288.56833.4乙苯BGHo106.16136.2348.574307.72.苯、乙苯在某些溫度下的表面張力t/ r20406080100120140苯(mN/m)2
4、8.826.2523.7421.2718.8516.4914.17乙苯(mN/m)29.327.1425.0122.9220.8518.8116.823.苯、乙苯在某些溫度下的粘度t/ r020406080100120140苯(mPa s)0.7420.6380.4850.3810.3080.2550.2150.184乙苯(mPa s)0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.2264.苯、乙苯的液相密度t/ r20406080100120140苯(kg/m3)877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1乙苯(kg/m3)867.784
5、9.8931.8913.6795.2776.2756.75.不同塔徑的板間距塔徑D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板間距HT/mm200-300250-350300-450350-600400-6006.苯-乙苯氣液平衡數(shù)據(jù)T/ rxy801. 0001.000880.7430.940960.5420.8651040.3850.7621120.2590.6311200.1570.4651280.0720.2571360.0000.000第2節(jié)方案設(shè)計方案設(shè)計本項目是設(shè)計苯-乙苯體系生產(chǎn)工藝的設(shè)計。分為精餾塔的設(shè)計,換熱器的設(shè)計,閥門等帶控制點的設(shè)備的設(shè)
6、計。設(shè)計的主要內(nèi)容為精餾塔的設(shè)計,換熱器的選型以及帶控制點的流程圖的繪制。操作精餾塔的設(shè)計流程為原料液由高位槽經(jīng)過預(yù)熱器預(yù)熱后進入精餾塔內(nèi)。時連續(xù)的從再沸器中取出部分液體作為塔底產(chǎn)品(釜殘液)再沸器中原料液部分汽化,產(chǎn)生上升蒸汽,依次通過各層塔板。塔頂蒸汽進入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝,然后進入貯槽再經(jīng)過冷卻器冷卻。 并將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體,其余部分經(jīng)過冷凝器后被送出作為塔頂產(chǎn)品。 為了使精餾塔連續(xù)的穩(wěn)定的進行,流程中還要考慮設(shè)置原料槽。產(chǎn)品槽和相應(yīng)的泵 ,有時還要設(shè)置高位槽。且在適當(dāng)位置設(shè)置必要的儀表(流量計、溫度計和壓力表)。以測量物流的各項參數(shù)。換熱器的選型主要為換熱
7、器的熱量衡算以及其選型。原料預(yù)熱器的熱量主要通過再沸器中的蒸汽經(jīng)過冷卻下來的水, 通過控制溫度到達原料預(yù)熱器的所需溫度,用以加熱,出去的水用來作為塔頂冷卻器的冷卻水,通過這樣的循環(huán),可以減少工廠運行的成本。方案簡介設(shè)計方案簡介:設(shè)計中采用泡點進料,塔頂上升蒸汽采用全冷凝器冷凝,冷凝液在泡點下一 部分回流至塔內(nèi),其余部分經(jīng)產(chǎn)品冷卻器冷卻后送至儲罐。該物系屬易分離物系, 最小回流比較小,故操作回流比取最小回流比的 1.5倍。塔釜采用間接蒸汽加熱, 塔底產(chǎn)品經(jīng)冷卻后送至儲罐。加料方式采用直接流入塔內(nèi),采用泡點進料,即熱 狀態(tài)參數(shù)q=1.0。具體如下:塔型的選擇:本設(shè)計中采用浮閥塔。其設(shè)計比較容易。設(shè)
8、計的依據(jù)與技術(shù)來源:本設(shè)計依據(jù)于精餾的原理(即利用液體混合物中各組分揮發(fā)度的不同并借助 于多次部分汽化和部分冷凝使輕重組分分離),并在滿足工藝和操作的要求,滿足經(jīng)濟上的要求,保證生產(chǎn)安全的基礎(chǔ)上,對設(shè)計任務(wù)進行分析并做出理論計算。原料預(yù)熱器的設(shè)計簡介:料液的初始溫度為30C,通過塔底再沸器產(chǎn)生的熱水進行加熱,通過溫度控 制器來控制加熱器是否要對加熱水進行加熱,然后進入原料預(yù)熱器對原料進行預(yù) 熱。第3節(jié)物料衡算3.1進料組成:Xf0. 5578 . 110. 550.4578 . 11106 .0. 62411XdXW0. 980.0278. 11106. 110. 02780. 020.987
9、8. 11106. 110. 9878. 110.9850. 02703.2全塔的物料衡算:年生產(chǎn)能力:44000噸 乙苯既44000*0.55/0.45噸苯44000 / 0. 45* 0.55 * 1000D 300 * 24 * (0. 985* 78. 11(10. 985) * 106. 11)86. 5Kmol/ hF= D+WF Xf =D Xd +W Xw把已知數(shù)據(jù)帶入上式,得F=86.5+WF=86.5X 0.985+WX 0.0270解得:F=138.81 Kmol/h,W=52.31 Kmol/hL'F+L=194.17 Kmol/hV 'V=L+D=14
10、1.86 Kmol/h6.苯-乙苯氣液平衡數(shù)據(jù)T/Cxy801. 0001.000880.7430.940960.5420.8651040.3850.7621120.2590.6311200.1570.4651280.0720.2571360.0000.000塔頂?shù)臏囟龋海ㄓ墒静罘ㄇ蟪觯?8 T 0. 9400. 985T 800.9851解得:T=82C 進料板溫度:96 T0. 5420. 624T880. 6240. 743解得:T=92.7C 塔釜的溫度:136 T 00. 027T_1280.027_0. 072解得:T=133C3.3相對揮發(fā)度:,。八BLgp A rr 查表得苯、
11、乙苯的安托因常數(shù)如下:ABC苯6.0231206.35220.24乙苯6.0791421.91212.93根據(jù)與苯、乙苯的安托因常數(shù)可以求出苯,乙苯的飽和蒸汽壓和相對揮發(fā)度,結(jié)果列于下表中。苯乙苯855C飽和蒸汽壓PoKPa107.5617.11(塔頂溫度)相對揮發(fā)度a苯-乙苯6.2994.8C飽和蒸汽壓PoKPa147.2726.71(進料溫度)相對揮發(fā)度a苯-乙苯5.51132.9C飽和蒸汽壓PoKPa405.4193.02(塔釜溫度)相對揮發(fā)度a苯-乙苯4.46則:全塔平均相對揮發(fā)度a苯憶苯=(6.29 >5.51 M.46) 1/3=5.333.4理論塔板數(shù)和進料板確定XD=0.
12、985yF=0.901XF=0.624Rmin= (XD-yF) /( yF - XF)= (0.985-0.901 ) /(0.901-0.624)=0.32操作線方程:yD XD 0. 39X 0. 6V提餾段方程:yL'L' WX'XW 1. 37X' 0. 01L' W(可雙擊編輯)可知:(圖見下頁)作圖法求理論塔板數(shù)圖由Origin作圖精餾段:理論塔板數(shù)為4塊 提餾段:理論塔板數(shù)為6塊 進料板為第5塊板3.5實際板數(shù)和實際進料位置確定苯、乙苯在某些溫度下的粘度t/ r020406080100120140苯(mPa s)0.7420.6380.4
13、850.3810.3080.2550.2150.184乙苯(mPa s)0.8740.6660.5250.4260.3540.3000.2590.226由示差法求得在塔頂、進料、塔底溫度下的粘度,如下表:82 r927C133C苯0.303 mPa s0.274 mPa s0.195 mPa s乙苯0.349 mPa s0.320mPa s0.238 mPa s卩頂=0.303 Xd +0.349 >Xd) =0.304mPa s卩底=0.195 Xw +0.238 > Xw) = 0.237 mPa s卩進料=0.274 >Xf +0.32 什Xf)=0.291mPa s塔
14、頂塔釜進料 0 277 mPa s3全塔效率 Et =0.49( ay )-0.245 =0.445N tNp = =10/0.445 =23 塊 Et即,實際塔板數(shù)為23 計算實際塔板數(shù)精餾段Np精NteT亠90. 445提餾段Np提NtEt丄140. 445實際加料板位置在第10塊提餾段平均壓力Pm 2=(105.3+121.4)/2=113.2k Pa第4節(jié)塔體工藝尺寸計算4.1操作壓力的計算塔頂操作壓力PD=PO+P 表=101.3+4=105.3k Pa每層塔板壓降 P=0.7k Pa進料板壓力P F=105.3+0.7*9=111.6k Pa塔底板壓力P F=105.3+0.7*2
15、3=121.4k Pa精餾段平均壓力P m1=(105.3+111.6)/2=1.08.45k Pa4.2塔體工藝尺寸計算4.2.1塔徑的計算通過計算,塔頂,進料板,塔底的各種參數(shù)列于下表中。位置塔頂進料板塔底摩爾分數(shù)液0.9160.6240.027氣0.9850.9010.108質(zhì)量分數(shù)液0.8890.550.02氣0.9800.870.082摩爾質(zhì)量液80.46288.638105.354氣78.5380.882103.086溫度82 C92.7C133C苯、乙苯的液相密度表格t/ C20406080100120140苯(kg/m3)877.4857.3836.6815.0792.5768
16、.9744.1乙苯(kg/m3)867.7849.8931.8913.6795.2776.2756.7苯,乙苯在不同溫度下的密度:精餾段:t 平均=(82+92.7)/2=874C液相:2在87.4C時,苯的密度10087.487.480792.5815. 0解得=806.7Kg/m 3乙苯的密度10087.487.480795. 2913.6解得=869.7 Kg/m 380. 462ML 二88空84.5tm=87.4 CX'Lm= 0.8890.550. 72X' LmLm1 - X Lm乙苯解得Lm =823.4Kg/m3LvL' ML55. 36 *3600L
17、m3600 * 823. 40.001579m3 /s氣相:Mv =78. 53津 78.71X' vm0.98 O.870.925273. 15* Mv22.4 * (273. 1587. 4)2.7Kg/m3V * MvVv3600 v141.86 * 79. 713600 * 2. 71. 16ni/s提餾段:t平均= (133+92.7)/2=112.85C120112. 85768. 9在112.85C時,苯的密度112. 85100792.5解得=777.4 Kg/m 3乙苯的密度120112.85776.2112. 85100795. 2解得=783.0 Kg/m 3ML
18、= 88.638 105.35497.0液相:2tm=112.85 CX'Lm= O.。20 O.550.285X' Lm1 - X LmLm乙苯解得Lm =781.4Kg/m3L'vL' ML141.86 *3600Lm3600 * 781.40. 0049m3 /s氣相:Mv =80.882103.08691.984vX'vm= O.87 O.。820.476V'v273. 15 * Mv22.4 * (273. 15112.85)V'* Mv3600 v22.9Kg/m 3141.86 * 91.9843600 * 2. 91.25
19、m/s對全塔:Lv0.0057900. 003241. 161.251. 20m3/s2823. 4781.4ccc . 802. 42Kg/m32. 72. 9 co一 2. 8 32Kg/m3VvL100 82苯:"826018. 8523. 74解得=21.05100 82乙苯:"826020. 8525. 01解得=22.72表面張力的計算:苯、乙苯在某些溫度下的表面張力t/ C20406080100120140苯(mN/m)28.826.2523.7421.2718.8516.4914.17乙苯(mN/m)29.327.1425.0122.9220.8518.81
20、16.82塔頂:82C平均=0.985*21.05+(1-0.985)*22.72=21.08進料板:92.7C10092. 7苯:92. 78018. 8521.27解得=19.7910092. 7乙苯:92. 78020. 8522. 92解得=21.67平均=0.624*19.79+(1-0.624)*21.67=20.50塔底:133C140133苯:13312014. 1716.49解得 =14.97140133乙苯:13312016. 8218. 81解得 =17.52平均=0.027*14.97+(1-0.027)*17.52=17.45對全塔:021.0 820.5 017.4
21、 519.683初選板間距HT=0.45m取上液層高度hL=0.05m不同塔徑的板間距塔徑D/m0.3-0.50.5-0.80.8-1.61.6-2.42.4-4.0板間距HT/mm200-300250-350300-450350-600400-600HT-hL=0.45-0.05=0.4mLsV0.5L0. 003241. 20. 580210.04572. 8查上圖smith關(guān)聯(lián)圖,得C200.20. 083,依式C C20 校正到物系表面張力20為 19.68mN/m時的 C0. 219. 68C C20 200. 083Umax0. 083802土壬1.403m/ sV 2. 8取安全
22、系數(shù)為0.7,U 0. 7umax 0.71. 4030. 98m/ sD匸V u調(diào)整塔徑為塔截面積為 At= n /4*D 2=1.54m21.25m1.4m;U=Vv/A T=1.2/1.54=0.78m3/s4.2.2浮閥個數(shù)的計算采用F1型重閥,重量為 33g,孔徑為39mm一般正常負荷情況下,希望浮閥是在剛?cè)_時操作,實驗結(jié)果表明此時閥孔動能因子Fo為811。所以,取閥孔動能因子 Fo = 11,用式Uo -求孔速2VP V為氣相密度。uoFo2V1112.8 26.57 m/s依式Vvn d2Un * 0.0391.2 * 4* 0.039 * 6.57152.8153N =Vv/
23、( n /4*do2Uo)求塔板上的理論浮閥數(shù),即4.2.3精餾塔有效高度的計算精餾段有效高度的計算:Z1錯誤!未找到引用源。=9X 0.45=4.05m錯誤!未找到引用源。Z2 = 14X 0.45=6.3m提餾段有效高度的計算:對于處理不需要經(jīng)常人孔數(shù)目根據(jù)塔板安裝方便和物料的清洗程度而定。清洗的物料,可隔810塊塔板設(shè)置一個人孔;對于易結(jié)垢、結(jié)焦的物系需經(jīng)常 清洗,則每隔46塊塔板開一個人孔。人孔直徑通常為 450-550mm。此處每隔5層塔板開一人孔,人孔高度為0.5m人孔直徑Ht,為0.5m.人孔數(shù):S=(23/5)-1 = 3.6 4塔頂空間指塔內(nèi)最上層塔板與塔頂空間的距離。為利于
24、出塔氣體夾帶的液滴 沉降,其高度應(yīng)大于板間距,塔頂空間高度通Hd常取1.0-1.5m:此處取1.2m塔底空間指塔內(nèi)最下層塔板到塔底間距。其值視具體情況而定:當(dāng)進料有15分鐘緩沖時間的容量時,塔底產(chǎn)品的停留時間可取 35分鐘,否則需有1015 分鐘的儲量,以保證塔底料液不致流空。塔底產(chǎn)品量大時,塔底容量可取小些,停留時間可取35分鐘;對易結(jié)焦的物料,停留時間應(yīng)短些,一般取11.5分鐘。 此處塔底空間高度Hb取1.5m。進料段高度Hf取決于進料口得結(jié)構(gòu)形式和物料狀態(tài),一般比Ht大,此處取0.5m塔高:H =H d+(N-2-S) H t+SHt,+Hf+Hb=1.2+ (23-2-4)X 0.45
25、+4X 0.5+0.5+1.5=12.85m第5節(jié)各接管的設(shè)計5.1進料管t/ r20406080100120140苯(kg/m3)877.4857.3836.6815.0792.5768.9744.1乙苯(kg/m3)867.7849.8831.8813.6795.2776.2756.7苯與乙苯在某些溫度下的密度如下:則,進料的平均密度 進料體積流量;在92.4C時,由示差法可知 P苯=800.7Kg/m3,800. 70. 624p 乙苯=802.6Kg/m3 ,802.60. 376801. 4Kg/m3Fm138. 81 * 88. 638V講料801.415.4 m3/h0. 004
26、3 m3/s取適宜的輸送速度uf=2.0m/s, 則:輸送管徑d進 fu V進料(40. 0043Y _3. 14 經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管(GB 816387),規(guī)格:©_4 V進料實際管內(nèi)流速:Uf 正d進40. 00433. 140. 05320. 052m60 X 3.5mmj 95 m/s5.2釜殘液出料管釜液的平均摩爾分子質(zhì)量M 0.027 78. 110.973 106. 11103.46g/mol釜殘液的質(zhì)量流量 Q M W 103.46 52.315408.8 Kg/h可近似查得,塔底溫度 133C時,P苯=752.8Kg/m3,p乙苯=763.5 kg/m3釜殘液的
27、平均密度則,殘液的體積流量V釜液5408. 8763. 27. 09 m/h0. 002 m'/s取適宜的輸送速度:Uf=1.0m/s,J4 V釜液經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管,規(guī)格:4 V釜液d殘液則:輸送管徑d進實際管內(nèi)流速:uf0. 002V 3. 1457X 3.5mm40.0023. 140. 0520. 05006m0.94m/s752.8 0.027 763.5 0.973763.2kg/m35.3回流液管回流液的質(zhì)量流量:0回流R (FmQw)0. 64(12303. 845408. 8)4412. 8 kg/h可近似查得,塔頂回流溫度 81.1 C時,P苯=813.8Kg/
28、m3 ,p乙苯=812.6 kg/m3回流液的平均密度813.80. 916812.6(10. 916)813. 7 kg/m3則:回流液的體積流量V回流將 5.42m3/h0.0015 m3/s利用液體的重力進行回流,取適宜的回流速度UL=1m/s則:回流管徑輸送管徑d回流» V回流<4 0.0015'"uV _3. 140. 0437m經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管,規(guī)格:50X 2.5mm4 V回流實際管內(nèi)流速:Uf正"d回流40.0015 20.943. 140. 0452m/s5.4塔頂產(chǎn)品出口管塔頂產(chǎn)品的質(zhì)量流量 Qd12303.84 5408.
29、 86895.04Kg/h可近似查得,塔頂產(chǎn)品溫度81.1 產(chǎn)品液的平均密度C時,P 苯=813.8Kg/m3 ,p 乙苯=812.6 kg/m3813. 80. 916812. 6(10.916)813. 7 kg/m3Qd則:產(chǎn)品液的體積流量Vd6895.04813. 78.47 m3/h0. 0024 m3/s取適宜的流速UL=1m/s則:管徑輸送管徑dDU VDV u經(jīng)圓整選取熱軋無縫鋼管,規(guī)格:4 V回流d回流實際管內(nèi)流速:Uf3.|40.0024彳 _3. 1463.5X 3.5mm40. 0024140. 05652熱量衡算0. 0553m0. 958 m/s6.1塔頂冷卻水用量
30、塔頂采用泡點回流,則計算回流溫度在塔頂82C的汽化熱丫苯=395 KJ/Kg,丫 乙苯=270 KJ/Kg ;則,平均汽化熱丫 = XdX 丫苯+ (1- Xd)Xy 乙苯=393.12 KJ/Kg查苯,乙苯比熱容和汽化熱如下表:80100120140苯比熱容KJ/Kg.k1.8811.9532.0472.143汽化熱KJ/Kg394.1379.3363.2345.5乙苯比熱容KJ/Kg.k1.9342.0082.0832.157汽化熱KJ/Kg370.0359.3347.9335.9比熱容為 Cp 苯=1.888KJ/Kg.k , Cp 乙苯=1.941 KJ/Kg.k則,平均比熱容 Cp=
31、 Xd X Cp 苯 + (1- Xd)x Cp 乙苯=1.889 KJ/Kg.k 餾出液 D 的質(zhì)量 Qd=XdX D X M 苯 + (1- Xd) X D X M 乙苯=6895.04 Kg/h回流液質(zhì)量 Ql=R*Qd=4412.8 Kg/h則冷凝器熱負荷 Q= ( Qd+Ql )Xy + ( Qd+Ql)x Cp X T=(6895.04+4412.8) X 393.12+(6895.04+4412.8)X 1.889X (82-81.7)=4.45 X 106 KJ/h水的比熱容可認為 Cp水=4.2 KJ/Kg.k則,冷卻水用量Qg水Cp水(t出口 -t進口)4. 451064.
32、2(50 - 30)5. 30104 Kg/h6.2塔釜飽和蒸汽用量由上表估算塔釜溫度133C時汽化熱丫苯=351.7 KJ/Kg ,丫乙苯 =340.1 KJ/Kg則,塔釜平均汽化熱丫塔釜=Xw Xy苯+ (1- Xw)X 丫乙苯=340.4 KJ/Kg釜液的質(zhì)量流量 Qw=W*Mw=5511.07 Kg/h則,塔底再沸器的熱負荷 Q再沸器=QwX 丫塔釜=340.4X 5511.07=1.88X 106 KJ/h再沸器采用間接蒸汽加熱,在加熱蒸汽壓力為0.5 MPa下,蒸汽密度P =2.6673Kg/m3,則所需蒸汽:Q再沸器塔釜1. 88 106340. 45522. 91kg / hV蒸汽蒸汽密度需2632.23Kg/h第7節(jié)輔助設(shè)備的計算及選型7.1冷凝器的選擇有機物蒸氣冷凝器設(shè)計選用的總體傳熱系數(shù)一般范圍為:5001500kcal/(m2.h.C)本設(shè)計取K900kcal/m2 h oC 3762 J m2 h oC出料液溫度:冷卻水溫度:82C(飽和氣)T 81.1C(飽和液)30CT 50 C逆流操作:錯誤!未找到引用源。t1= 517C,錯誤!未找到引用源。t2=32C51.72"由前面算得冷凝器交換的熱量Q = 4.45X 106
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