化工原理课程设计之甲苯精馏塔设计说明

1、 .DOC资料. 化工原理课程设计之甲苯精馏塔设计作者：日期：资料前 言化工原理课程设计是培养学生化工设计能力的重要教学环节，通过课程设计使我们初步掌握化工设计的基础知识、设计原则及方法；学会各种手册的使用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧；掌握各种结果的校核，能画出工艺流程、塔板结构等图形。在设计过程中不仅要考虑理论上的可行性，还要考虑生产上的安全性、经济合理性。化工生产常需进行液体混合物的分离以达到提纯或回收有用组分的目的，精馏是利用液体混合物中各组分挥发度的不同并借助于多次部分汽化和部分冷凝达到轻重组分分离的方法。塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前者的代表是板式塔，后者

2、的代表则为填料塔。筛板塔和泡罩塔相比较具有下列特点：生产能力大于10.5%，板效率提高产量15%左右；而压降可降低30%左右；另外筛板塔结构简单，消耗金属少，塔板的造价可减少40%左右；安装容易，也便于清理检修。本次课程设计为年处理含苯质量分数36%的苯-甲苯混合液4万吨的筛板精馏塔设计，塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。它可使气(或汽)液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。在设计过程中应考虑到设计的精馏塔具有较大的生产能力满足工艺要求，另外还要有一定的潜力。节省能源，综合利用余热。经济合理，冷却水进出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量。另一方面影响到所需传热面积的

3、大小。即对操作费用和设备费用均有影响，因此设计是否合理的利用热能R等直接关系到生产过程的经济问题。目录TOC o 1-3 h u HYPERLINK l _Toc32258 第一章 绪论 PAGEREF _Toc32258 1 HYPERLINK l _Toc15714 1.1 精馏条件的确定 PAGEREF _Toc15714 1 HYPERLINK l _Toc18634 1.1.1 精馏的加热方式 PAGEREF _Toc18634 1 HYPERLINK l _Toc5037 1.1.2 精馏的进料状态 PAGEREF _Toc5037 1 HYPERLINK l _Toc20127

4、1.1.3 精馏的操作压力 PAGEREF _Toc20127 1 HYPERLINK l _Toc25124 1.2 确定设计方案 PAGEREF _Toc25124 1 HYPERLINK l _Toc21746 1.2.1 工艺和操作的要求 PAGEREF _Toc21746 2 HYPERLINK l _Toc17700 1.2.2 满足经济上的要求 PAGEREF _Toc17700 2 HYPERLINK l _Toc26798 1.2.3 保证安全生产 PAGEREF _Toc26798 2 HYPERLINK l _Toc30689 第二章 设计计算 PAGEREF _Toc3

5、0689 3 HYPERLINK l _Toc6724 2.1 设计方案的确定 PAGEREF _Toc6724 3 HYPERLINK l _Toc19153 2.2 精馏塔的物料衡算 PAGEREF _Toc19153 3 HYPERLINK l _Toc6908 2.2.1 原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率 PAGEREF _Toc6908 3 HYPERLINK l _Toc19004 2.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 PAGEREF _Toc19004 3 HYPERLINK l _Toc19878 2.2.3 物料衡算 PAGEREF _Toc19878 3 HYP

6、ERLINK l _Toc32404 2.3 塔板计算 PAGEREF _Toc32404 4 HYPERLINK l _Toc15425 2.3.1 理论板数NT的求取 PAGEREF _Toc15425 4 HYPERLINK l _Toc20163 2.3.2 全塔效率的计算 PAGEREF _Toc20163 6 HYPERLINK l _Toc26363 2.3.3 求实际板数 PAGEREF _Toc26363 7 HYPERLINK l _Toc24072 2.3.4 有效塔高的计算 PAGEREF _Toc24072 7 HYPERLINK l _Toc27896 2.4 精馏

7、塔的工艺条件及有关物性数据的计算 PAGEREF _Toc27896 8 HYPERLINK l _Toc2643 2.4.1 操作压力的计算 PAGEREF _Toc2643 8 HYPERLINK l _Toc8302 2.4.2 操作温度的计算 PAGEREF _Toc8302 8 HYPERLINK l _Toc28038 2.4.3 平均摩尔质量的计算 PAGEREF _Toc28038 8 HYPERLINK l _Toc2617 2.4.4 平均密度的计算 PAGEREF _Toc2617 10 HYPERLINK l _Toc20893 2.4.5 液体平均表面张力的计算 PA

8、GEREF _Toc20893 11 HYPERLINK l _Toc26281 2.4.6 液体平均黏度的计算 PAGEREF _Toc26281 12 HYPERLINK l _Toc23243 2.4.7 气液负荷计算 PAGEREF _Toc23243 13 HYPERLINK l _Toc17857 2.5 塔径的计算 PAGEREF _Toc17857 13 HYPERLINK l _Toc19258 2.6 塔板主要工艺尺寸的计算 PAGEREF _Toc19258 15 HYPERLINK l _Toc21104 2.6.1 溢流装置计算 PAGEREF _Toc21104 1

9、5 HYPERLINK l _Toc30177 2.6.2 塔板布置 PAGEREF _Toc30177 18 HYPERLINK l _Toc8326 2.7 筛板的流体力学验算塔板压降 PAGEREF _Toc8326 19 HYPERLINK l _Toc24859 2.7.1 精馏段筛板的流体力学验算塔板压降 PAGEREF _Toc24859 19 HYPERLINK l _Toc8061 2.7.2 提馏段筛板的流体力学验算塔板压降 PAGEREF _Toc8061 21 HYPERLINK l _Toc24289 2.8 塔板负荷性能图 PAGEREF _Toc24289 23

10、HYPERLINK l _Toc72 2.81 精馏段塔板负荷性能图 PAGEREF _Toc72 23 HYPERLINK l _Toc20430 2.82 提馏段塔板负荷性能图 PAGEREF _Toc20430 26 HYPERLINK l _Toc3774 第三章 设计结果一览表 PAGEREF _Toc3774 30 HYPERLINK l _Toc12123 第四章 板式塔结构 PAGEREF _Toc12123 31 HYPERLINK l _Toc17257 4.1 塔顶空间 PAGEREF _Toc17257 31 HYPERLINK l _Toc15100 4.2 塔底空间

11、 PAGEREF _Toc15100 31 HYPERLINK l _Toc14525 4.3 人孔 PAGEREF _Toc14525 31 HYPERLINK l _Toc21240 4.4 塔高 PAGEREF _Toc21240 31 HYPERLINK l _Toc18174 第五章 致谢 PAGEREF _Toc18174 34 HYPERLINK l _Toc27447 参考文献 PAGEREF _Toc27447 35绪论1.1 精馏条件的确定本精馏方案适用于工业生产中苯-甲苯溶液二元物系中进行苯的提纯。精馏塔苯塔的产品要求纯度很高，而且要求塔顶、塔底产品同时合格，普通的精馏温

12、度控制远远达不到这个要求。故在实际生产过程控制中只有采用灵敏板控制才能达到要求。故苯塔采用温差控制。1.1.1 精馏的加热方式蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设置再沸器。有时也可采用直接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。1.1.2 精馏的进料状态 进料状态直接影响到进料线（q线）、操作线和平衡关系的相对位置，对整个塔的热量衡算也有很大的影响。和泡点进料相比：若采用冷进

13、料，在分离要求一定的条件下所需理论板数少，不需预热器，但塔釜热负荷（一般需采用直接蒸汽加热）从总热量看基本平衡，但进料温度波动较大，操作不易控制；若采用露点进料，则在分离要求一定的条件下，所需理论板数多，进料前预热器负荷大，能耗大，同时精馏段与提馏段上升蒸汽量变化较大，操作不易控制，受外界条件影响大。泡点进料介于二者之间，最大的优点在于受外界干扰小，塔内精馏段、提馏段上升蒸汽量变化较小，便于设计、制造和操作控制。故此设计采用泡点进料。1.1.3 精馏的操作压力精馏操作在常压下进行，因为苯沸点低，适合于在常压下操作而不需要进行减压操作或加压操作。同时苯物系在高温下不易发生分解、聚合等变质反应且为

14、液体（不是混合气体）。所以，不必要用加压或减压精馏。另一方面，加压或减压精馏能量消耗大，在常压下能操作的物系一般不用加压或减压精馏。1.2 确定设计方案确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进、经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。为此，必须具体考虑如下几点：1.2.1 工艺和操作的要求所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也

15、可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采取相应措施。1.2.2 满足经济上的要求要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设

16、备费也有很大影响。1.2.3 保证安全生产例如苯属有毒物料，不能让其蒸汽弥漫车间。又如，塔是指定在常压下操作的，塔内压力过大或塔骤冷而产生真空，都会使塔受到破坏，因而需要安全装置。以上三项原则在生产中都是同样重要的。但在化工原理课程设计中，对第一个原则应作较多的考虑，对第二个原则只作定性的考虑，而对第三个原则只要求作一般的考虑。第二章 设计计算2.1 设计方案的确定本设计采用连续精馏流程，饱和液体进料。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。该物系属于易分离物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍。塔釜采用饱和蒸汽间接加热，

17、塔底产品冷却后送至储罐。2.2 精馏塔的物料衡算2.2.1 原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率 （生产能力）进料量：F=85000t/年 苯的摩尔质量 MA=78.11Kg/mol 甲苯的摩尔质量 MB=92.13Kg/mol 2.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 2.2.3 物料衡算 原料处理量 总物料衡算 F=D+W=137kmol/h 苯物料衡算 联立解得： D=59.43Kmol/h W=77.57Kmol/h2.3 塔板计算2.3.1 理论板数NT的求取相对挥发度的求取查 温度-组成 图得td=80 tw=92.6（由表2）当取td=80时 当取 td=92.6时 ， (2

18、)最小回流比的求取由于是饱和液体进料，有q=1，q线为一垂直线，故，根据相平衡方程有最小回流比为对于平衡曲线不正常情况下，取回流比R=(1.1-2)Rmin R=1.5Rmin=2.16精馏塔的气、液相负荷 (4)操作线方程精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 (5)逐板法求理论板数计算过程如下相平衡方程 即 变形得： 精馏段操作线方程 提馏段操作线方程 用精馏段操作线和相平衡方程进行逐板计算： 故精馏段理论板数n=7用提馏段操作线和相平衡方程继续逐板计算： 故提馏段理论板数n=8（不包括再沸器）2.3.2 全塔效率的计算由 td=80 tw=92.6计算出 tm=93.5 根据表6分别查得苯、

19、甲苯在平均温度下的粘度内差法计算出 ，平均粘度由公式，得根据奥康奈尔（Oconnell）公式计算全塔效率 2.3.3 求实际板数精馏段实际板层数提馏段实际板层数全塔共有塔板28块，进料板在第14块板。2.3.4 有效塔高的计算精馏段有效塔高提馏段有效塔高在精馏段和提馏段各设人孔一个，高度为600mm,故有效塔高2.4 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算2.4.1 操作压力的计算塔顶操作压力P101.3 kPa每层塔板压降 P0.7 kPa进料板压力101.3+0.713110.4kPa塔底操作压力=101.3+0.715111.8kPa精馏段平均压力（101.3+110.4）/2105.85

20、 kPa提馏段平均压力=（110.4+111.8）/2 =111.1kPa2.4.2 操作温度的计算80 精馏段平均温度=（ 80+92.6）/2 = 86.3提馏段平均温度=（92.6+107）/2 =99.82.4.3 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算 由,得x1=0.959进料板平均摩尔质量计算 由上面理论板的算法，得0.654， 0.43塔底平均摩尔质量计算由 =0.01,由相平衡方程，得=0.026 精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量2.4.4 平均密度的计算气相平均密度计算 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 液相平均密度

21、依下式计算，即 由tD80，查手册得 塔顶液相的质量分率 求得 得 由tf92.06，查共线图得 塔顶液相的质量分率 求得 得 c.塔底液相平均密度的计算 由tw107， 塔顶液相的质量分率 得 精馏段液相平均密度为 提馏段液相平均密度为2.4.5 液体平均表面张力的计算由公式：a.塔顶液相平均表面张力的计算 由 tD80，查手册 b.进料板液相平均表面张力的计算 由tF92.06，查共线图得 c.塔底液相平均表面张力的计算 由tw107，查共线图得 精馏段液相平均表面张力为 提馏段液相平均表面张力为2.4.6 液体平均黏度的计算由公式：及查手册得塔顶液相平均黏度的计算由 tD80，查共线图得

22、 进料板液相平均黏度的计算由tF92.06，查共线图得 塔底液相平均黏度的计算由tw107，查共线图得 精馏段液相平均黏度为 提馏段液相平均黏度为2.4.7 气液负荷计算精馏段：提馏段： 2.5 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2.1 板间距与塔径关系塔径DT，m0.30.50.50.80.81.61.62.42.44.0板间距HT，mm200300250350300450350600400600对精馏段：初选板间距，取板上液层高度， ；查史密斯关联图 得C20=0.070；依式校

23、正物系表面张力为可取安全系数为0.7，则（安全系数0.60.8）， 按标准塔径圆整为1.6m,则空塔气速0.73m/s。对提馏段：初选板间距，取板上液层高度，故；查史密斯关联图 得C20=0.065；依式校正物系表面张力为可取安全系数为0.7，则（安全系数0.60.8），故 按标准,塔径圆整为2.0m,则空塔气速0.46m/s。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2m。2.6 塔板主要工艺尺寸的计算2.6.1 溢流装置计算 精馏段 因塔径D2m，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

24、下：a)溢流堰长：单溢流区=（0.60.8）D，取堰长为=0.60D=0.602.0=1.2mb)出口堰高： ， 查液流收缩系数计算图可以 图2.1液流收缩系数计算图查得E=1.04,则故 c)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图2.2弓形降液管的宽度与面积， 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）d)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e)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D2m，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

25、下： a)溢流堰长：单溢流区lW=（0.60.8）D，取堰长为0.60D=0.602.0=1.2m b)出口堰高： ， 查液流收缩系数计算图可以得到液流收缩系数E。 查得E=1.04,则故 c)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， ， 利用计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积，d)降液管底隙高度：取液体通过降液管底隙的流速（0.070.25m/s）满足条件，故降液管底隙高度设计合理e)受液盘采用平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm2.6.2 塔板布置 a)塔板的分块 因D1200mm，故塔板采用分块式。塔极分为4块。对精馏段：取边缘区宽度由于小塔边缘区宽度取

26、3050mm所以这里取安定区宽度由于D=1.2m1.5m故 b)开孔区面积计算开孔区面积， 筛孔数与开孔率：本例所处理是物系无腐蚀性，可选用碳钢板，取筛板直径，筛孔按正三角形排列取孔中心距t为则每层板上的开孔面积为 气体通过筛孔的气速为：2.7 筛板的流体力学验算塔板压降2.7.1 精馏段筛板的流体力学验算塔板压降(1) 干板阻力计算。干板阻力由下式计算： 由，查筛板塔汽液负荷因子曲线图图2.3得液柱(2) 气体通过液层的阻力计算。气体通过液层的阻力由下式计算，即 查充气系数关联图得。故。(3) 液体表面张力的阻力计算。液体表面张力所产生的阻力由下式计算，即：气体通过每层塔板的液柱高度按下式计

27、算：气体通过每层塔板的压降为：(2) 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。(3) 溢流液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式所表示的关系，即： 塔板不设进口堰 则苯甲苯物系属一般物系，取，则：所以设计中不会发生液泛现象(4) 雾沫夹带雾沫夹带按下式计算：故液沫夹带量在允许的范围内。(5) 漏液对筛板塔，漏液点气速可由以下公式计算：稳定系数为故在本设计中无明显漏液。2.7.2 提馏段筛板的流体力学验算塔板压降(1)干板阻力计算。干板阻力由下式计算：，查筛板塔汽液负荷因子曲线图得气体通过液层的阻力计算。 查充气系数关联图得。 故。液体表

28、面张力的阻力计算。 液体表面张力所产生的阻力由下式计算，即： 气体通过每层塔板的液柱高度按下式计算： 气体通过每层塔板的压降为： (2) 液面落差对于筛板塔，液面落差很小，且本设计的塔径和液流量均不大，故可忽略液面落差的影响。(3) 溢流液泛为防止塔内发生液泛，降液管内液层高应服从下式所表示的关系，即：塔板不设进口堰 则苯甲苯物系属一般物系，取，则：所以设计中不会发生液泛现象(4) 雾沫夹带雾沫夹带按下式计算：故液沫夹带量在允许的范围内。(5) 漏液对筛板塔，漏液点气速可由以下公式计算：稳定系数为故在本设计中无明显漏液。2.8 塔板负荷性能图2.81 精馏段塔板负荷性能图(1)漏液线, ， 得

29、：整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表表2.2 漏液线计算结果 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01 1.22 1.24 1.254 1.27 1.32由上表数据即可作出漏液线1(2)雾沫夹带线为限，：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表表2.3 雾沫夹带线计算结果 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01 4.001 3.89 3.79 3.696 3.361由上表数据即可作出液沫夹带线2(3)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准:据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3(4

30、)液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。(5)液泛线由E=1.04,.得：，代入整理得：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2.4。 表2.4Ls /(m3/s) 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01Vs /(m3/s)9.74 9.46 9.13 8.817.18 图2.4 精馏段负荷性能图2.82 提馏段塔板负荷性能图(1)漏液线, ， 整理得：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表2.5 漏液线计算结果 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01

31、0.92 0.92 0.93 0.94 0.80 由上表数据即可作出漏液线1(2)雾沫夹带线以，求：在操作范围内，任取几个值，依上式计算出值，计算结果列于下表表2.6 液沫夹带线计算结果 0.003 0.004 0.005 0.006 0.01 3.626 3.527 3.436 3.357 3.04 由上表数据即可作出液沫夹带线2(3)液相负荷下限线对于平直堰，取堰上液层高度作为最小液体负荷标准:据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3(4)液相负荷上限线以作为液体在降液管中停留时间的下限 据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷上限线4。(5)液泛线由E=1.04,=1.2得：，代入整

32、理得： 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 表2.7 Ls/(m/s) 0.0030.0040.0050.0060.01 Vs /(m/s)12.412.2812.1712.0611.66设计结果一览表项目符号单位计算数据精馏段提留段各段平均压强PmkPa105.85111.1各段平均温度tm86.399.8平均流量气相VSm3/s 1.471.46液相LSm3/s0.0360.086实际塔板数N块78板间距HTm0.400.40塔的有效高度Zm4.85.6塔径Dm22空塔气速um/s0.730.46塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长lwm1.21.2

33、堰高hwm0.0460.04溢流堰宽度Wdm0.1980.198管底与受业盘距离hom0.03750.09板上清液层高度hLm0.060.06孔径domm5.05.0孔间距tmm2020孔数n个72197219开孔面积m20.1420.142筛孔气速uom/s10.3510.35塔板压降hPkPa0.5250.540液体在降液管中停留时间s5.265.26降液管内清液层高度Hdm0.1270.13雾沫夹带kg液/kg气0.007320.00657负荷上限雾沫夹带控制雾沫夹带控制负荷下限漏液控制漏液控制第四章 板式塔结构板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口管及人孔（手孔）、基座、除沫器等附

34、属装置。除一般塔板按设计板间距安装外，其他处根据需要决定其间距。4.1 塔顶空间塔顶空间指塔内最上层塔板与塔顶的间距。为利于出塔气体夹带的液滴沉降，此段远高于板间距（甚至高出一倍以上），本塔塔顶空间取4.2 塔底空间塔底空间指塔内最下层塔底间距。其值由如下两个因素决定。塔底驻液空间依贮存液量停留35min或更长时间（易结焦物料可缩短停留时间）而定。塔底液面至最下层塔板之间要有12m的间距，大塔可大于此值。本塔取4.3 人孔一般每隔68层塔板设一人孔。设人孔处的板间距等于或大于600mm，人孔直径一般为450500mm，其伸出塔体得筒体长为200250mm，人孔中心距操作平台约8001200mm

35、。本塔设计每7块板设一个人孔，共两个，即4.4 塔高 故全塔高为14.5m，另外由于使用的是虹吸式再沸器，可以在较低位置安置，所以裙座取了较小的1.5m。主要基础数据表1 苯和甲苯的物理性质项目分子式分子量M沸点（）临界温度tC（）临界压强PC（kPa）苯AC6H678.1180.1288.56833.4甲苯BC6H5CH392.13110.6318.574107.7表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压温度80.1859095100105105,kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240kPa40.046.054.063.374.386.0101、33表3 常温下苯甲苯气

36、液平衡数据（2：例11附表2）温度80.1859095100105液相中苯的摩尔分率1.0000.7800.5810.4120.2580.130汽相中苯的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表4 纯组分的表面张力(1：附录图7)温度8090100110120苯 甲苯 21.27 21.6920.0620.5918.8519.9417.6618.4116.4917.31表5 组分的液相密度(1：附录图8)温度()8090100110120苯,kg/815803.9792.5780.3768.9甲苯,kg/810800.2790.3780.3770表6 液体粘度（1：）温度()8090100110120苯（mP.s）0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mP.s）0.3110.2860.2640.2540.228表7常压下苯甲苯的气液平衡数据温度t液相中苯的摩尔分率x气相中苯的摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945