計算參考與輔助工具課程設(shè)計說明書

前本設(shè)計說明前本設(shè)計說明書包括程簡精餾再沸輔助設(shè)備管路設(shè)計和控制方案共說明中對精餾塔的設(shè)計計算做了詳細的闡述，對于再沸器、設(shè)備和管路的設(shè)計也做了正確的鑒于設(shè)計者經(jīng)驗有限，本設(shè)計中還存在許多錯誤，希望各位給予指感謝老師的指導(dǎo)和目概 流程簡 精餾塔工藝設(shè) 再沸器的設(shè) 目概 流程簡 精餾塔工藝設(shè) 再沸器的設(shè) 輔助設(shè)備的設(shè) 管路設(shè) 控制方 設(shè)計心得及總 附件C程序 附件matlab程序 附錄主要符號說 參考文 附錄第一精餾是分離過程中的重要單元操作之一，所用第一精餾是分離過程中的重要單元操作之一，所用設(shè)備主要餾塔及再沸器和冷精餾塔是一圓形筒體，塔內(nèi)裝有多層塔板或填料，塔中部適置設(shè)有進料板。兩相在塔板上相互接觸時，液相被加熱，液相中易發(fā)組分向氣相中轉(zhuǎn)移；氣相被部分冷凝，氣相中難揮發(fā)組分向液相轉(zhuǎn)移，從而使混合物中的組分得到高程度的分離簡單精餾有一股進料位置將塔分為精餾段和提而在塔頂和塔底分別引出一股產(chǎn)品。精餾塔內(nèi)，氣、液兩相的溫度壓力自上而下逐漸增加，塔頂最低，塔底本設(shè)計為篩板塔，篩板的突出優(yōu)點是結(jié)構(gòu)簡單、造價低、塔力小且效率高。但易漏液，易堵塞。然而經(jīng)長期研究發(fā)現(xiàn)其尚能滿生產(chǎn)要求，目前應(yīng)用較為廣泛作用：用以將塔底液體部分汽化后送回精餾塔，使塔內(nèi)氣液間的接觸傳質(zhì)得以本設(shè)計采用立式熱虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管殼式器。液體在自下而上通過換熱器管程時部分汽化，由在殼程載熱體供▲循環(huán)推動力：釜液和換熱器傳熱管氣液混合物的密度差▲結(jié)構(gòu)緊湊、占地面▲結(jié)構(gòu)緊湊、占地面積小、傳熱系數(shù)高▲殼程不能機械清洗，不適宜高粘度、或臟的傳熱▲塔釜提供氣液分離空間和緩沖（設(shè)計從略用以將塔頂蒸氣冷凝成液體，部分冷凝液作塔頂產(chǎn)品，其余流液返回塔頂，使塔內(nèi)氣液兩相間的接觸傳質(zhì)得以進行，最常用的凝器是管殼式換熱器精餾就是通過多級合氣液兩相經(jīng)精餾就是通過多級合氣液兩相經(jīng)多次混合接觸和分并進行質(zhì)量和熱量的傳遞，使混合物中的組分達到高程度的分離，而得到高純度的產(chǎn)品流程如下原料（丙稀和丙烷的混合液體）經(jīng)進料管由精餾塔中的某一（進料板處）流入塔內(nèi)，開始精餾操作；當(dāng)釜中的料液建立起適當(dāng)位時，再沸器進行加熱，使之部分汽化返回塔內(nèi)。氣相沿塔上升直塔頂，由塔頂冷凝器將其進行全部或部分冷凝。將塔頂蒸氣凝液部作為塔頂產(chǎn)品取出，稱為餾出物。另一部分凝液作為回流返回塔頂回流液從塔頂沿塔下降過程中與來自塔底的上升蒸氣多次向接觸和分離。當(dāng)流至塔底時，被再沸器加熱部分汽化，其氣相返塔內(nèi)作為氣相回流，而其液相則作為塔底產(chǎn)品物料的儲存和精餾過程必須在適當(dāng)?shù)奈恢迷O(shè)置一定數(shù)量不同容積的原料儲泵和各種換熱器，以暫時儲存，運輸和預(yù)熱（或冷卻）所用原料，而保證裝置能連續(xù)穩(wěn)定的運行必要的檢為了方便解決操作中的問題程中的適當(dāng)位置設(shè)置必儀表，以及時獲取壓力、溫度等各項另外，常在特定地方設(shè)置人孔和手孔另外，常在特定地方設(shè)置人孔和手孔，以便定期的檢測3）裝由于實際生產(chǎn)中各狀態(tài)參數(shù)都不是定適當(dāng)?shù)奈恢梅哦〝?shù)量的閥門進行調(diào)節(jié)，以保證達到生產(chǎn)要求，可設(shè)雙調(diào)節(jié)，即自和手動兩種調(diào)節(jié)方式并存，且隨時進行切精餾塔選用篩板塔，配以立式熱虹吸式再處理能力及產(chǎn)品質(zhì)處理產(chǎn)品（以丙稀摩爾百分?jǐn)?shù)計進料塔頂塔底產(chǎn)第三章精餾塔工藝設(shè)第一計條1．工藝條件飽和液體第三章精餾塔工藝設(shè)第一計條1．工藝條件飽和液體進料，進料丙稀含量xf＝65％（摩爾百分?jǐn)?shù)塔頂丙稀含量xD＝98％，釜液丙稀含量xw≤2％，總板效率0.621）塔頂操作壓力：P=1.62MPa（表壓2）加熱劑及加熱方法：加熱劑——水蒸加熱方法——間壁換3）冷卻劑：循環(huán)冷卻4）回流比系數(shù)3456．塔板設(shè)計位置：塔第二節(jié)物料衡算及熱量一1．換W=X·MA/[X·MA+(1-％將摩爾流量換算成質(zhì)量流量進料狀態(tài)混合物平均摩爾質(zhì)量（MA為丙稀摩爾質(zhì)％將摩爾流量換算成質(zhì)量流量進料狀態(tài)混合物平均摩爾質(zhì)量（MA為丙稀摩爾質(zhì)量MB為丙烷摩爾質(zhì)量M=xf·MA+(1-進料狀態(tài)下的質(zhì)量2+qmws=｛qwqmws·wW· qmDs=0.5364kg/sqmws=塔內(nèi)氣、液相1）精餾段：LV2）提餾V’=V-(1-二1）再沸器熱流量再沸器加熱蒸氣的質(zhì)量流量：GR2）冷凝器熱流量=第三板數(shù)的計利用程序進行迭代流程圖如下利用程序進行迭代流程圖如下1yKip0ABKA泡點初值2①將Y注：下標(biāo)t、b分別表示塔頂、塔底參數(shù)程包假設(shè)塔2①將Y注：下標(biāo)t、b分別表示塔頂、塔底參數(shù)程包假設(shè)塔頂溫度經(jīng)泡點迭代計算得塔頂塔頂計算并輸出α、Nf、N、R、qmLs、計算②③①∣α-N計算Nf、計算xD代入公式lnp0A計算并換 TioPAoPB;P又得：K;K PABiKA代入公式lnp0A計算并換 TioPAoPB;P又得：K;K PABiKAKB設(shè)α2α=(α1+α2)/2②計算過程包泡點進料q y1(代入數(shù)據(jù)，解得xDRminye③為逐板計算過程xn ｛(1)R xRnR理論進料位置：第直至xi塊進入提餾xn ｛(1)qnLR1.5238x0.5238q x＝進入提餾xn ｛(1)qnLR1.5238x0.5238q x＝ nRRxn<計算結(jié)束。理論板數(shù)：Nt=n（含釜（具體程序見附件一迭代結(jié)果進料實際板數(shù)Np=[(Nt-則塔底壓Pb=Pt+0.98×0.47×Np=同①可算塔底溫度α2符合所以假設(shè)成立，上述計算結(jié)果均為正確結(jié)塔內(nèi)氣、液相精餾提餾：=q 第四節(jié)精餾塔1．常壓43℃下，丙稀的物性氣相密度：ρV液相密度：ρL液相表面張力v氣相3L液相3qVLF兩相流動 qVVVL初選塔板間H液相密度：ρL液相表面張力v氣相3L液相3qVLF兩相流動 qVVVL初選塔板間HT=0.45m,查《化工原（下冊點關(guān)聯(lián)圖，得C 所以，氣體負荷因子 u 液泛氣速V取泛點率操作氣速：u點率uf=0.1259氣體流道截面積AqVVsu選取單流型弓形降液管塔板，取Ad/則AAT=1-AdAT截面積塔徑：D圓整后符合化工原理書P1086.10.1及P1104D實際面降液管截面積：Ad=AT×0.15=氣體流道截面積：A=AT-實際操作氣速uqVVs0.1150A實際泛點率：u/uf塔高的估有效高度HT釜液高度實際操作氣速uqVVs0.1150A實際泛點率：u/uf塔高的估有效高度HT釜液高度（略進料處兩板間距增大設(shè)置8個人孔，每個人孔裙座5m,塔頂空間高度1.5m,釜液上方氣液分離高度設(shè)釜液停留時4釜液高度3060取其為DL所以，總塔高第五節(jié)溢流裝降液管（弓形由上述計算可得：降液管截面積所以，堰2．取E近似 2/3則堰上液頭高： 2.84103VLhlW液體流經(jīng)底隙的流符合取塔板厚度進出口安全寬度邊緣區(qū)寬度由Ad/AT=0.15,查《化工原理（下冊的所以降液管寬度xD(bb) D2液體流經(jīng)底隙的流符合取塔板厚度進出口安全寬度邊緣區(qū)寬度由Ad/AT=0.15,查《化工原理（下冊的所以降液管寬度xD(bb) D2c2(xr2x2r2sin1x)=有效傳質(zhì)面積Am2ar取篩孔直徑：do=7mm,取孔中心距20d開孔率：A= oat =0.1002篩孔面積AOa篩孔氣速uoAo篩孔個nd04第七節(jié)塔板流動性能液沫夾帶量校5.7u evHTf質(zhì)量夾帶率ev=0.000076kg液氣ev<0.1kg/kg故符2．塔板阻hfhf=又б=3mm,do=7mm查《化工（下冊）P1186.10.301 V0質(zhì)量夾帶率ev=0.000076kg液氣ev<0.1kg/kg故符2．塔板阻hfhf=又б=3mm,do=7mm查《化工（下冊）P1186.10.301 V0則0.06837m2gC0又 0.1396m/a TdFau氣體動能 查《化工（下冊）P1186.10.31塔板上液層充氣系數(shù)hLhWhOW0.0486mhgL0hf=ho+hl+hσ=0.117降液管液泛校HdhWhOWhf可取h0.1531.18ud式mlWhblWhb則hWhOWhf取降液管中泡沫層相對密度則Hd’=Hd=0.3869mHThW0.49Hd所以不會發(fā)生液體在降液管中的Ad滿足要h00.00560.13hWhOWhk2.20461.5~滿足穩(wěn)定u'液體在降液管中的Ad滿足要h00.00560.13hWhOWhk2.20461.5~滿足穩(wěn)定u'ok第八荷性能過量液沫夾帶規(guī)定0.1（kg/氣體為限制條q12 得32.5h1010 3 Wl 10671-=由上述關(guān)系可作得線液相上限2/2.84103VLh 整理出：qVLh=3.07lw=4.034——與y軸平由上述關(guān)系可作得線嚴(yán)重漏液將下式分u 2gLqVVh/近似Co前面 0AVO2/ 2.84103lW得1.594104其中b=0.0056+0.13hw-u 2gLqVVh/近似Co前面 0AVO2/ 2.84103lW得1.594104其中b=0.0056+0.13hw-2/13.69104lW)得：qVVh由上述關(guān)系可作得線液相上限AdqVLh由上述關(guān)系可作得線令H’=H HdhWhOWhf將與與qVVh與,以及的關(guān)系全前式整理得：a'q b'c'qd'q2/式中：a’=3.934 /(AoCo)2(1)hwb’=c’=1.18108/(lwhb)2d’=2.84103(1)/(lw2/3)得42.6109q 得42.6109q 0.177267.5108q 0.003724q2/上述關(guān)系可作得降液管液泛線上五條線聯(lián)合構(gòu)成負荷性能3qVVh可見，線①的位置偏上，所以它對操作的影響設(shè)計點位于設(shè)計點位于四條線包圍的區(qū)間中間稍操作彈性：qVVhmax所以基本滿足（程序見附件二—設(shè)計任務(wù)與1塔頂壓力壓力降塔底2．再沸器殼程與管程的設(shè)—設(shè)計任務(wù)與1塔頂壓力壓力降塔底2．再沸器殼程與管程的設(shè)蒸發(fā)量殼程凝液在溫度（100℃）下的物性數(shù)據(jù)潛熱熱導(dǎo)率：λc粘度：μc密度：ρc管程流體在1.7817MPa）下的物性數(shù)潛熱液相熱導(dǎo)液相粘度：μb液相密度：ρb殼管溫度壓力（MPa液相定比壓熱容：Cpb=表面張力氣相粘度：μv氣相密度：ρv蒸氣壓曲線斜率（Δt/ΔP）=0.0000266m2算液相定比壓熱容：Cpb=表面張力氣相粘度：μv氣相密度：ρv蒸氣壓曲線斜率（Δt/ΔP）=0.0000266m2算設(shè)備QRVbbVc熱流=傳熱溫tmTtb=100-假設(shè)傳熱系數(shù)：K=850W/(m2估算傳熱面積K擬用傳熱管規(guī)格為：Ф38×2.5mm,管則傳熱管NdT0若將傳熱管按正三角形排列，按NT得管心距t(b1)(2~3)d0則殼徑取取管程進口直徑管程出口直徑三傳熱系數(shù)的校1．顯熱段傳熱系數(shù)假設(shè)傳熱管出口汽化率則循環(huán)氣txe1)計算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系數(shù)傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速：Gdi=38-d2s0 4G2=310.687kg/(m?雷諾數(shù)Re=CPb普朗特數(shù)rb0.0231)計算顯熱段管內(nèi)傳熱膜系數(shù)傳熱管內(nèi)質(zhì)量流速：Gdi=38-d2s0 4G2=310.687kg/(m?雷諾數(shù)Re=CPb普朗特數(shù)rb0.023i 顯熱段傳熱管內(nèi)表面系nm2=(irdi2)殼程冷凝傳熱膜系數(shù)計算m蒸氣冷凝的質(zhì)量流量=md0傳熱管外單位潤濕周邊上凝液質(zhì)量流Re=管外冷凝表面?zhèn)鳠?/(m21/= R32o3)污垢熱阻及管壁熱沸騰側(cè)：Ri=0.000176m?冷凝側(cè)：Ro=0.00021m?管壁熱阻：Rw=b/λw0.00005m?4）顯熱段傳熱dm=(di+do)/2=1K=611.4898w/(m2?ddd1 0Ri0Rw0RO2.蒸發(fā)段傳熱KE傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量：Gh=3600qmwsm2? Lockhut-martinelxxXvbb查設(shè)P96得X＝3Xe=0.057的情況 x1x2.蒸發(fā)段傳熱KE傳熱管內(nèi)釜液的質(zhì)量流量：Gh=3600qmwsm2? Lockhut-martinelxxXvbb查設(shè)P96得X＝3Xe=0.057的情況 x1xbvv再查圖2）泡核沸騰壓泡核沸騰表面?zhèn)鳠醔bPdinb0.225APrbb i=8104.605w/(m2?3）單獨存在為基準(zhǔn)的對流表面?zhèn)鳎篸xPRb2r=1080.925w/(m?eii沸騰表面?zhèn)鳠嵯禂?shù)1對流沸騰因子FX=兩相對流表面?zhèn)鳠嵯祎pFtpi1888.94w/(m2?沸騰傳熱膜系數(shù)：VtPanb6751.7w/(m2o Ri Rw12=1266.69w/(m?Ro o3tp L=t diNTKLpo Ri Rw12=1266.69w/(m?Ro o3tp L=t diNTKLp LCD=L-LBC=KCKLLBcKELCD=1264.64L=32.25KCtAC實際需要傳熱面積5．傳熱面積裕度：HAPACAC所以，傳熱面積裕度合適，滿足環(huán)流量校11）當(dāng)X=Xe/3=0.063333333x1xXvbbv=兩相流的液相分率RL_兩相流平均密度：tpv1RLbRL2）Xtt'1xxvbb=X兩相流的液相分率R='LXtt21X2_ RR兩相流平均密=LLvb根據(jù)課程設(shè)計表3－19_lg=則循環(huán)系統(tǒng)的推動力PLD tp 2①管程進出口阻力_ RR兩相流平均密=LLvb根據(jù)課程設(shè)計表3－19_lg=則循環(huán)系統(tǒng)的推動力PLD tp 2①管程進出口阻力進口管內(nèi)質(zhì)量流速=i釜液進口管內(nèi)流動雷諾數(shù)Re=進口管內(nèi)流體流動摩擦系數(shù)0.012270.7543=i進口管長度與局部阻力當(dāng)量(Di/0.3426(Di/0.254L管程進出口阻LP1②傳熱管顯熱段G0.785d2 Re0.01227ePLBC=2 ib③傳熱管蒸發(fā)段a.氣相流動阻力 VdiGVVV0.01227V2L CD V iVb.液相流動阻力GL=G-Gv=271.33diGL=Lb0.01227=L = iP0.01227V2L CD V iVb.液相流動阻力GL=G-Gv=271.33diGL=Lb0.01227=L = iP =4 3④管內(nèi)動能變化產(chǎn)生阻動量變化引起的阻力系數(shù)(1xe)2b1=MV(1RLP4G2M/b=⑤管程出口段阻力a.氣相流動阻力G= D2oxG=管程出口長度與局部阻力的當(dāng)量長度oL'=0.34260.0254=VV0.012270.7543=VLPV5= 液相流動GLG=212.118=Lb0.012270.7543=LLGLG=212.118=Lb0.012270.7543=LLPL5 =L =P 1/4 5所以循環(huán)阻力：△Pf=△P1△P2△P3△P4=又因所PD容器的容器填充系數(shù)1．進料罐（常溫貯料20℃丙稀ρL1丙烷ρL2壓力取由上面容器的容器填充系數(shù)1．進料罐（常溫貯料20℃丙稀ρL1丙烷ρL2壓力取由上面的計算可知63.93100=516.3則L進料質(zhì)量流量：qmfh=3600取停留時間：x4即L進料罐容圓整后取V=7942．回流罐質(zhì)量流量設(shè)凝液在回流罐中停留時間0.25h，填充系數(shù)qmLh則回流罐17.39V取V=183質(zhì)量qmDh=3600qmDs=1931.04產(chǎn)品在產(chǎn)品罐中停留時72h，填充系數(shù)則產(chǎn)品罐的容 V取取停留時間為5天，即質(zhì)量=1058.04則產(chǎn)品罐的容 V取取停留時間為5天，即質(zhì)量=1058.04404.86則釜液罐的容積取1．進料預(yù)熱90℃水為熱源，出口70℃走殼料液由20℃加熱至45℃，走管程傳熱t(yī)1t2(9045)(7020)m9070管程液體流率：qmfh=3600管程液體焓變傳熱速率殼程水焓變殼程水流假設(shè)傳熱系數(shù)Q則傳熱面積：AK圓整2．塔頂冷凝擬用10℃水為冷卻劑，出口溫度為30℃。走殼管程溫度t1t2(4310)(432．塔頂冷凝擬用10℃水為冷卻劑，出口溫度為30℃。走殼管程溫度t1t2(4310)(4343m43管程流率傳熱速率殼程取焓變則殼程流假設(shè)傳熱系數(shù)：K=650Q則傳熱面積AK圓整后取3擬用10℃水為冷卻劑，出口溫度為20℃。走殼t1t2(4310)(2520)ln43m25管程流率：qmDs0.5364kg/s取潛熱則傳熱速率：Q=殼程焓變則殼程流假設(shè)傳熱系數(shù)：K=650Q則傳熱面積A15.61mK圓整后取A=164．釜液冷卻擬用10℃水為冷卻劑，出口溫度為20℃。假設(shè)傳熱系數(shù)：K=650Q則傳熱面積A15.61mK圓整后取A=164．釜液冷卻擬用10℃水為冷卻劑，出口溫度為20℃。走殼管程溫52.5t1t2(52.510)(25m25管程流率丙烷液體焓變：ΔH傳熱速率：Q=qmVs?ΔH殼程取焓變則殼程流假設(shè)傳熱系數(shù)：K=650Q則傳熱面積AK圓整后取A=81．進料泵(兩臺，一用一備取液體流液體密L516.3Lq3d液體粘度0.068mPa取相對粗糙度Re2.47查得取管路長取90度彎管4液體粘度0.068mPa取相對粗糙度Re2.47查得取管路長取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量1(12) d取Z 2=4qd2u3600流量選取泵的揚程2．回流泵（兩臺，一開一用取液體流液體密度：kg/3Lqd液體粘度0.066mPa取相對粗糙度Re6.62查得取管路長取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量1(1Re6.62查得取管路長取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量1(12) d取Z 2=4qd2u3600流量選取泵的型號揚程3.釜液泵（兩臺，一開一用取液體流液體密L442/L=d液體粘度0.0091mPa取相對粗糙度Re查得取管路長取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1取90度彎管4個，截止閥一個，文氏管流量計1(12) d取Z 2 =4qd2u3600該處泵揚程為負值，正常工作時不使用，但非正常工作或停作時，需要使流量：0.1～90m3選取泵的揚程第六路設(shè)進料管線取料液流則d取管子規(guī)第六路設(shè)進料管線取料液流則d取管子規(guī)格Ф68×5。其它各處管線類似求得如下名管內(nèi)液體流管線規(guī)格頂蒸頂產(chǎn)釜液流出儀表/塔底蒸氣第七制方精餾塔的控制方案要求從質(zhì)量指產(chǎn)品產(chǎn)量和能量消耗三面進行綜合考慮。精餾塔最直接的第七制方精餾塔的控制方案要求從質(zhì)量指產(chǎn)品產(chǎn)量和能量消耗三面進行綜合考慮。精餾塔最直接的質(zhì)量指標(biāo)是產(chǎn)品濃度。由于檢測的困難，難以直接按產(chǎn)品純度進行控制。最常用的間接質(zhì)量指標(biāo)是度序位用控制3介質(zhì)物性ρL(kg/m1FIC-進料流量丙烷、丙2FIC-回流定量丙3PIC-塔壓丙4HIC-回流罐液丙5HIC-釜液面控丙6TIC-釜溫丙總在寫這篇總結(jié)的時候我有了一種如釋重負總在寫這篇總結(jié)的時候我有了一種如釋重負的感覺，說實話的設(shè)計，其過程是痛苦和充滿曲折的，在進行各種計算以及參數(shù)選的時候，常會進入死胡同，看似無法解決，總會有一種瀕臨崩潰的覺，但沒有選擇，只能硬著頭皮做下去。問題是總會解決的，只要付出努力，當(dāng)你的迷茫達到一定的時候，就必然會看到一絲曙光。后你可以沿著光的方向向前一步步艱難的邁進。也許每天，你的設(shè)只會有一絲的進展，甚至你會發(fā)現(xiàn)某一天的努力都是徒勞的，因為選擇了一個錯誤的方向。面對這種情況，開始我自然是很困擾的，后來我發(fā)現(xiàn)，即使緩慢，即使是錯誤，那些付出依然是有價值的。了，錯了，然后才會知道這樣是錯的，因此對于設(shè)計的每一步，我映象都十分的我可以自信的說，化原考試的話，我可以考到A，甚至A＋。而，到了真正做設(shè)計的時候，才發(fā)現(xiàn)自己真的知之甚少，有時候甚覺得無從下手。當(dāng)設(shè)計終于做完的時候，我可以肯定，其中必定充了很多很多的錯誤，但我完全可以坦然面對這些錯誤，因為進步正在錯了再改，一改再改的前提下產(chǎn)生的。經(jīng)過這次課程設(shè)計，我深的體會到：從書本上的理論知識到真正的生產(chǎn)實踐，期間的距離真差了很遠?，F(xiàn)在我們是作設(shè)計，已經(jīng)覺得很困難，到了下工廠操作時候，必然又會遇上新的問題。但我們從來就是不懼怕困難的，在斷的征服困難的過程中，我們才能也必然會掌握這門技術(shù)這次課程設(shè)計完成現(xiàn)我對于這次課程設(shè)計完成現(xiàn)我對于化工原理知識的了解上了一個新的層面，對于設(shè)計過程中的每一步，我都能說出它的原理具體做法。對于上課時涉及較少的工藝流程也熟悉了不少。此外，做設(shè)計的過程中復(fù)習(xí)并掌握了許多計算機知識，例如語言EXCEL，MATLAB，AUTO-等?？傊?，通過這次課程設(shè)計，豐富了我個方面的知識，我受益匪淺。更希望各位老師能幫助指出我設(shè)計中錯誤與不足之處，使我能不斷提高進步姓名：陳班級0104學(xué)號指導(dǎo)教師：賀附件C程序#include/*此頭函數(shù)請不要附件C程序#include/*此頭函數(shù)請不要刪除#include#includeintstaticdoublestaticdoublestaticdoublestaticdoublestaticdoublestaticdoublestaticdoublevoidpi(inti,double{p[i]=exp(A[i]-}voidKi(inti,double{}voidsumy(double{s=K[0]*x0+K[1]*(1-}void}voidKi(inti,double{}voidsumy(double{s=K[0]*x0+K[1]*(1-}voidtest(doubleT,doublepa,doubleT=T-fn=s-B[0]/(T+C[0]))/(pa*(T+C[0])*(T+C[0]))+(1-}while(fabs(s-}}while(fabs(s-}xe=0.65;ye=a*xe/(1+(a-Rmin=(xd-ye)/(ye-{X[j]=Y[j]/(a+(1-}{X[j]=Y[j]/(a+(1-Y[j+1]=(R+1.5238)*X[j]/(R+1)-xe=0.65;ye=a*xe/(1+(a-Rmin=(xd-ye)/(ye-{X[j]=Y[j]/(a+(1-}{X[j]=Y[j]/(a+(1-Y[j+1]=(R+1.5238)*X[j]/(R+1)-}pb=1721.3+0.461*(int)((j-}while(fabs(a-if((10*(j- N=(int)((j-printf("R=%fwhile(fabs(a-if((10*(j- N=(int)((j-printf("R=%fprintf("Nf=%d{printf("qml=%fprintf("qmv=%f}uf=c*sqrt((dl-At=A/(1-A=(1-Ad=At-uf=c*sqrt((dl-At=A/(1-A=(1-Ad=At-printf("Ad=%fr=D/2-x=D/2-Aa=2*(x*sqrt(r*r-r=D/2-x=D/2-Aa=2*(x*sqrt(r*r-printf("Aa=%fprintf("Ao=%fprintf("hw=%fprintf("hw=%fprintf("開始校核ev=0.0057/f*pow(u/(Ht-ua=qmv[0]/(dv*(At-printf("Hd=%fho1=0.0056+0.13*(hw+how)-printf("uo1=%fho1=0.0056+0.13*(hw+how)-printf("uo1=%f/*此語句請不要刪除}運行結(jié)果p=1444.431702a=1.195595T=325.506221pa=1772.010000p=1765.924294a=1.188844T=325.519029pa=1772.471000p=1766.393825運行結(jié)果p=1444.431702a=1.195595T=325.506221pa=1772.010000p=1765.924294a=1.188844T=325.519029pa=1772.471000p=1766.393825a=1.188835a=1.192219R=11.982698Nf=52qml=6.427519qml=7.257819c=0.045