苯-甲苯混合液精馏塔设计课程设计论文.doc

制药过程原理及设备课程设计——精馏塔设计

镇江高等专科学校
化工原理课程设计说明书

设计题目： 苯-甲苯混合液精馏塔设计

设计者： 班级 制药13
学号
姓名
日期 2014-11-19

指导教师：

设计成绩： 日期

一、设计题目：苯-甲苯混合液精馏塔设计
本课程设计是依据实际生产情况加以一定程度的简化而提出的。
二、设计任务及操作条件
1. 进精馏塔的料液含苯40% (质量分数)，其余为甲苯
2. 产品的苯含量=96%(质量分数)
3. 釜液中苯含量=1.85%(质量分数)
4. 生产能力为年产38000吨/年苯-甲苯混合液
5. 每年实际生产天数：320天。
6. 操作条件
(1) 精馏塔塔顶压力 0.04 MPa(表压)
(2) 进料热状况 泡点液体
(3) 回流比 R = 1.6
(4) 加热水蒸汽压力 3.0 kg/cm2 (表压)（1kg/cm2=98.066kPa）
(5) 单板压降 ≤0.7kPa
(6) 全塔效率 54%
(7) 设备型式 浮阀
(8) 厂址 镇江地区
三、设计项目(设计说明书内容)
设计说明书应包括所有论述、原始数据、计算、表格等，编排顺序如下：
I. 封面(课程设计题目、班级、姓名、指导教师、时间)；
II. 设计任务书；
III. 目录；
IV. 概述；
V. 设计方案的选定；
VI. 工艺设计计算；
V II. 塔和塔板主要工艺尺寸的设计计算；
VIII. 设计结果汇总表；
IX. 主要符号说明；
X. 设计评述(即设计者对本次设计的评述以及本次设计的收获体会)；
XI. 参考文献；
XII. 致谢;

目录
第一章.概述 1
1.1 精馏塔的简单介绍 1
1.2 工业上对塔设备的主要要求 1
1.3 板式塔类型 2
1.3.1 筛板塔 2
1.3.2 浮阀塔 3
1.3.3 泡罩塔 4
第二章.设计方案的确定 6
2.1 操作条件的确定 6
2.1.1 操作压力 6
2.1.2 进料状态 6
2.1.3 加热方式 6
2.1.4 冷却剂与出口温度 7
2.1.5 热能的利用 7
2.2 确定设计方案的原则 7
第三章.工艺计算 8
3.1.塔的物料衡算 8
3.1.1 料液及塔顶塔底产品含苯摩尔分率 8
3.1.2 平均分子量 8
3.1.3 物料衡算 8
3.2 塔板数的确定 9
3.2.1 理论塔板数 NT的求取 9
3.2.2 全塔效率 ET 12
3.2.3 实际塔板数 N 12
3.3 塔的工艺条件及物性数据计算 12
3.3.1 操作压强 Pm 12
3.3.2 温度tm 13
3.3.3 平均分子量 13
3.3.4 平均密度ρm 13
3.3.5 液体表面张力σm 14
3.3.6 液体粘度μLm 14
3.4 精馏段气液负荷计算 15
15
第四章．塔和塔板主要工艺尺寸计算 16
4.1.塔径 D 16
4.2 溢流装置 16
4.2.1 溢流堰长lW 17
4.2.2出口堰高hw 17
4.2.3降液管的宽度Wd与降液管的面积Af 17
4.2.4降液管底隙高度 18
4.3塔板布置 18
4.3.1 孔区面积 18
4.4筛孔数n与开孔率φ 18
4.5 塔有效高度（精馏段） 19
4.6 塔高计算(从略) 19
4.7 筛板的流体力学验算 19
4.7.1气体通过筛板压强相当的液柱高度hp 19
4.7.2 雾沫夹带量 ev 的验算 20
4.7.3 漏液的验算 20
4.7.4 液泛验算 21
4.8塔板负荷性能图 21
4.8.1 雾沫夹带线（1） 21
4.8.2 液泛线（2） 22
4.8.3 液相负荷上限线（3） 23
4.8.4 漏液线（气相负荷下限线）（4） 24
4.8.5 液相负荷下限线（5） 24
第五章.设计结果一览表 26
第六章.主要符号说明 28
第七章.设计评述 30
第八章.参考文献 32
第九章.致谢 33
第十章.附录 34

37

制药过程原理及设备课程设计——精馏塔设计
第一章.概述
1.1 精馏塔的简单介绍
精馏塔是进行精馏的一种塔式气液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。
根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。蒸汽由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸汽中转移，蒸汽中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸汽愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸汽进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸汽返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。
1.2 工业上对塔设备的主要要求
（1）生产能力大
（2）传热传质效率高
（3）气体的摩擦阻力小
（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大
（5）结构简单，材料耗用量少；
（6）制造安装容易，操作维修方便，不易堵塞耐腐蚀等。
1.3 板式塔类型
板式塔是在圆筒形壳体中安装若干层水平塔板构成的。板与板之间有一定的间距。塔板上有降液管，供液相逐层向下流动。塔板开有许多孔，供气相逐从下向上流动。气液两相在塔板上呈错流流动。即气相垂直向上穿过塔板上的液层，液相水平流过塔板。塔板是板塔式的核心部分，它关系到气液两相传热、传质的好坏。
1.3.1 筛板塔
扎板塔的一种，内装若干层水平塔板，板上有许多小孔，形状如筛；并装有溢流管或没有溢流管。操作时，液体由塔顶进入，经溢流管（一部分经筛孔）逐板下降，并在板上积存液层。气体（或蒸汽）由塔底进入，经筛孔上升穿过液层，鼓泡而出，因而两相可以充分接触，并相互作用。
泡沫式接触气液传质过程的一种形式，性能优于泡罩塔。为克服筛板安装水平要求过高的困难，发展了环流筛板；克服筛板在低负荷下出现漏液现象，设计了板下带盘的筛板；减轻筛板上雾沫夹带缩短板间距，制造出板上带挡的的筛板和突孔式筛板和用斜的增泡台代替进口堰，塔板上开设气体导向缝的林德筛板。筛板塔普遍用作 H2S-H2O 双温交换过程的冷、热塔。应用于蒸馏、吸收和除尘等。在工业上实际应用的筛板塔中，两相接触不是泡沫状态就是喷射状态，很少采用鼓泡接触状态的。
筛板塔优点：结构简单、造价低； 气流压降小、板上液面落差小； 板效率高。 缺点：操作弹性小、筛孔小易堵塞。
1.3.2 浮阀塔
浮阀塔广泛用于精馏吸收和解析等过程。其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。 浮阀的阀片可以浮动，随着气体负荷的变化而调节其开启度，因此，浮阀塔的操作弹性大，特别是在低负荷时，仍能保持正常操作。
浮阀塔由于气液接触状态良好，雾沫夹带量小(因气体水平吹出之故)，塔板效率较高，生产能力较大。塔结构简单，制造费用便宜，并能适应常用的物料状况，是化工、炼油行业中使用最广泛的塔型之一。在分离稳定同位素时采用在克服泡罩塔缺陷的基础上发展起鼓泡式接触装置。浮阀塔有活动泡罩、圆盘浮阀、重盘浮阀和条形浮阀四种形式。浮阀主要有 V 型和 T 型两种，特点是：生产能力比泡罩塔约大 20％～40％；气体两个极限负荷比为 5～6，操作弹性大；板效率比泡罩塔高 10％～15％；雾沫夹带少，液面梯度小；结构难于泡罩塔与筛板塔之间；对物料的适应性较好等，通量大、放大效应小，常用于初浓段的重水生产过程。
1.3.3 泡罩塔
在其内气体或蒸汽以泡状通过液体的一种塔;尤指板式塔(如用于分馏石油馏出物),其中塔板上具有许多泡罩 ,又称泡帽塔和泡盖塔。塔设备的一种,通常用来使蒸汽（或气体）与液体密切接触以促进其相互间的传质作用。塔内装有多层水平塔板，板上有若干个供蒸汽（或气体）通过的短管，其上各覆盖底缘有齿缝或小槽的泡罩，并装有溢流管。操作时，液体由塔的上部连续进入，经溢流管逐板下降，并在各板上积存液层，形成液封；蒸汽（或气体）则由塔底进入，经由泡罩底缘上的齿缝或小槽分散成为小气泡，与液体充分接触，并穿过液层而达液面，然后升入上一层塔板。短管装在塔内的，称内溢流式；也有装在塔外的，称外溢流式。泡罩塔广泛用于精馏和气体吸收。
泡罩塔优点：
1、泡罩塔气-液两相接触比较充分，传质面积大，因此塔板效率较高；
2、泡罩塔气液比变化范围较大，即操作弹性较大，便于操作；
3、泡罩塔具有较高的生产能力，适用于大型生产。泡罩塔的主要缺点是结构复杂、造价较高、塔板压力降较大。所以限制了泡罩塔的使用范围。
第二章.设计方案的确定
2.1 操作条件的确定
2.1.1 操作压力
塔顶压力为
加热水蒸汽压力
单板压降
2.1.2 进料状态
本次设计中采取饱和液体进料。（q=1）
2.1.3 加热方式
蒸馏可采用间接蒸汽加热也可采用直接蒸汽加热，例蒸馏釜残液中的主要成分为水时，且在低浓度下轻组分的相对挥发度较大时宜用直接蒸汽加热，其优点是可以利用压强在较低的加热蒸汽以节省操作费用，并省掉间接加热设备。但由于直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定的稀释作用，在进料条件和产品纯度、轻组分收率一定的前提下，釜液组成相对降低，故需要在提馏段增加塔板以达到生产要求。本次设计采用的是间接蒸汽加热。
2.1.4 冷却剂与出口温度
精馏塔常以循环冷却水为冷却剂，将热量从塔顶冷凝器中移出。且厂址选在江苏地区，水资源丰富。设备的出口温度一般在50℃左右。温度10℃，故选用40℃ 的冷却水，否则，溶于水中的有些无机盐将析出、结垢，影响传热效果。
2.1.5 热能的利用
精馏过程的原理是多次部分冷凝和多次部分汽化。因此热效率较低，通常进入再沸器的能量只有 5%左右可以被有效利用。虽然塔顶蒸汽冷凝可以放出大量热量，但是由于其位能较低，不可能直接用作为塔底的热源。为此，我们拟采用塔釜残液对原料液进行加热。
2.2 确定设计方案的原则
本课程设计的设计内容是分离苯-甲苯混合液。是依据实际生产情况加以一定程度的简化而提出的。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后送至储罐。塔釜采用间接蒸汽加热，操作回流比采用最小回流比的 1.6 倍。
第三章.工艺计算
3.1.塔的物料衡算
3.1.1 料液及塔顶塔底产品含苯摩尔分率

3.1.2 平均分子量

3.1.3 物料衡算
原料处理量:
总物料衡算：
易挥发组分的物料衡算：
联立代入数据，解得：

3.2 塔板数的确定
3.2.1 理论塔板数 NT的求取
苯、甲苯属理想物系，可采用 M.T.图解法求 NT。
3.2.1.1 根据苯、甲苯的气液平衡数据作 y-x 图（即图 1）及 t-x-y 图（即图 2）

图 1 y-x 关系图

图 2 t-x-y关系图
3.2.1.2 求最小回流比 及操作回流比
在图 1 中对角线自点(0.44,0.44)作垂线即进料线（q 线），该线与平衡线交点
坐标为：（0.44，0.66），是最小回流比时操作线与平衡线的交点坐标。

适宜操作回流比：
3.2.1.3 求理论塔板数 NT
精馏段操作线为:
按常规 M.T.作图法解得：
NT=(15-1)块（不包括釜）。其中，精馏段理论塔板数为6块，提馏段理论塔板数
为8块（不包括釜），第7块为加料板。
塔内温度的计算：采用内差法计算塔内的温度
1）塔顶
在图二中（0.97，80.66）（0.99，80.21）两点之间可以看作为直线，设此线方程为t=kx+b,代入值解得k=-22.5，b=102.485
所以t=-22.5x+102.485，当时，
2）塔底
在图二中（0.01，109.91）（0.03，108.79）两点之间可以看作为直线，设此线方程为t=kx+b,代入值解得k=-56，b=110.47
所以t=-56x+110.47，当x=0.0235时，t=109.15℃
3）进料
在图二中（0.60，88.8）（0.65，87.63）两点之间可以看作为直线，设此线方程为t=kx+b,代入值解得k=-23.4，b=102.84
所以t=-23.4x+102.84，当时，℃
所以全塔的平均温度：℃
3.2.2 全塔效率 ET
依下式：
求得塔平均温度为93.75℃，根据液体粘度共线图查得，在93.75℃下
相平均粘度为：

3.2.3 实际塔板数 N
精馏段：NJ=6/0.52=11.53，取12层
提馏段：NQ=8/0.52=15.12，取16层
3.3 塔的工艺条件及物性数据计算
以精馏段为例进行计算：
3.3.1 操作压强 Pm
塔顶压强PD=40+101.3=141.3kpa,取每层塔板压降Δp=0.7kpa,则进料板压强
PF=141.3+12×0.7=149.7kpa
精馏段平均操作压强：
3.3.2 温度tm
塔顶： 进料：
则精馏段平均温度：℃
3.3.3 平均分子量
塔顶 xD=y1=0.943 X1=0.940

进料板 yF= 0.774 XF=0.506

则精馏段平均分子量:

3.3.4 平均密度ρm
3.3.4.1 液相密度ρLm
依下式: (为质量分数)
塔顶:
787.4
进料板，由加料板液相组成 XA=0.491

故精馏段液相平均密度
3.3.4.2 气相密度Vm

3.3.5 液体表面张力σm

顶部
进料
则精馏段平均表面张力为：
3.3.6 液体粘度μLm

顶部
进料
则精馏段平均液体粘度
3.4 精馏段气液负荷计算

第四章．塔和塔板主要工艺尺寸计算
4.1.塔径 D
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初选板间距，取板上液层高度。
表 1 板间距与塔径的关系
塔径DT，m
0.3～0.5
0.5～0.8
0.8～1.6
1.6～2.4
2.4～4.0
板间距HT，mm
200～300
250～350
300～450
350～600
400～600
精馏段：

查史密斯关联图 得C20=0.070；依式
校正物系表面张力为20.855 时，
0.0706

可取安全系数为0.65，

按标准,塔径圆整为0.7m,则空塔气速0.46m/s。
4.2 溢流装置
采用单溢流、弓型降液管、平形受液盘及平形溢流堰，不设进口堰。各项计算如下。
4.2.1 溢流堰长lW
因塔径D＝0.7m，=（0.6～0.8）D，取堰长为
=0.60D=0.60×0.7=0.42 m
4.2.2出口堰高hw

查液流收缩系数图得
E=1.025，则
m
故
4.2.3降液管的宽度Wd与降液管的面积Af
由 查图8—17得
，
由下式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）
4.2.4降液管底隙高度
取液体通过降液管底隙的流速

4.3塔板布置
精馏段：
取边缘区宽度
安定区宽度
4.3.1 孔区面积

4.4筛孔数n与开孔率φ
取筛空的孔径为，正三角形排列，一般碳的板厚为,取3.0，故孔中心距
依式计算塔板上的筛孔数

依式计算塔板上开孔区的开孔率，即

则每层板上的开孔面积为
气体通过筛孔的气速为
4.5 塔有效高度（精馏段）

Z=(12-1)×0.4=4.4m
4.6 塔高计算(从略)
4.7 筛板的流体力学验算
塔板的流体力学计算，目的在于验算预选的塔板参数是否能维持塔的正常操作，以便决定对有关塔板参数进行必要的调整，最后还要作出塔板负荷性能图。
4.7.1气体通过筛板压强相当的液柱高度hp
依式
4.7.1.1干板压降相当的液柱高度hc
依，查《干筛孔的流量系数》图得，C0=0.78由式
4.7.1.2气体穿过板上液层压降相当的液柱高度hl
，
由与关联图查得板上液层充气系数=0.65，依式
4.7.1.3克服液体表面张力压降相当的液柱高度hσ

故
则单板压强降：
4.7.2 雾沫夹带量 ev 的验算

故在设计负荷下不会发生过量雾沫夹带
4.7.3 漏液的验算
由式

筛板的稳定性系数，故在设计负荷下不会产生过量漏液。
4.7.4 液泛验算
为防止降液管液泛的发生，应使降液管中清液层高度
按式， 而
H==0.107m
取，则
故在设计负荷下不会发生液泛。
根据以上塔板的各项液体力学验算，可认为精馏段塔径及各项工艺尺寸是适合的。
4.8塔板负荷性能图
4.8.1 雾沫夹带线（1）

在操作范围内，任取几个 LS值，依式算出相应的 VS值列于表 2 中
表2
Ls /(m3/s)

Vs /(m3/s)
0.33
0.31
0.29
0.27
0.26
依表中数据在 VS-LS 图中作出雾沫夹带线（1），如图 3 所示。
4.8.2 液泛线（2）

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3

表3
Ls /(m3/s)

Vs /(m3/s)
0.41
0.34
0.32
0.31
0.26
依表中数据作出液泛线（2）,如图 3 中线（2）所示。
4.8.3 液相负荷上限线（3）
以θ＝4s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。如图 3 （线3）所示。
4.8.4 漏液线（气相负荷下限线）（4）

此即气相负荷下限关系式，在操作范围内取若干 LS值，依（4）式计算 VS值，列
于表 4，依表中数据作出气相负荷下限线（4）,如图 3 中线（4）所示。
表4
Ls /(m3/s)

Vs /(m3/s)
0.10
0.108
0.11
0.12
0.121
4.8.5 液相负荷下限线（5）
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。由式得

依此值在 VS-LS图上作线（5）即为液相负荷下限线，如图 3 所示。

在负荷性能图上，作出操作点A，连接OA，即作出操作线。由图可看出，该筛板的操作上限为液泛控制，下限为漏液控制。由上图查得 Vs,max=0.3 m3/s Vs,min=0.1 m3/s
故操作弹性为 Vs,max / Vs,min=3

第五章.设计结果一览表
表5
项目
数值与说明
备注
塔径D,m
1.19

板间距HT，m
0.04

塔板型式

分块式塔板
空塔气速u,m/s
0.8985

溢流堰长度lW，m
0.79

溢流堰长度hW,m
0.044

板上液层高度hL，m
0.06

降液管底隙高度h0,m
0.031

浮阀数N，个
6228
等腰三角形叉排
阀孔气速u0，m/s
8.23

阀孔动能因数F0

临界阀孔气速u0c，m/s

孔心距t,m
0.015
同一排的孔心距
排间距t’,m

相临二横排的中心线距离
单板压降Δp,Pa
472

液体在降液管的停留时间θ ，s

精馏段

提镏段

降液管内的清夜高度Hd，m
0.12

气相负荷上限（VS）max
0.00857
雾沫夹带控制
气相负荷下限（VS）min
0.323
漏液控制
开孔率，%

第六章.主要符号说明
表6
符号
意义
计量单位
M
摩尔质量
Kg/kmol
F
进料量
Kmol/s
D
塔顶采出率
Kmol/s
W
塔底采出率
Kmol/s
Q
进料热状况

X
液相摩尔分率

Y
气相摩尔分率

R
回流比

L
液相负荷
Kmol/s
V
气相负荷
Kmol/s
N理
理论塔板数

N实
实际塔板数

P
操作压力
Pa
t
温度
OC
P
密度
Kg/m3
a
表面张力
mN/m

粘度
mPa. s
Vs
气相体积流率
m3 / s
Ls
液相体积流率
m3 / s

C 负荷因子 m/s
u 空塔气速 m/s
D 塔径 m
At 塔截面积 m2
Z 有效高度 m
lw 堰长 m
hw 溢流堰高度 m
how 堰上液层高度 m
Wd 降液管宽度 m
Af 截面积 m2
e 降液管中停留时间 s
Ho 降液管底隙高度 m
Ws 边缘区宽度 m
Wc 无效区宽度 m
Aa 开孔区面积 m2
t 孔中心距 mm
n 浮阀数目 个
^ 开孔率
h 阻力 Pa
ET 塔板效率
Hd 降液管内液层高 m
AH 潜化热 kj/kg
N 塔板数目
第七章.设计评述
这次对苯-甲苯浮阀式连续精馏塔的设计让我们了解任务设计的基本内容，这次的设计使我明白了一般的精馏塔的设备和工作原理，还有在生产中要注意的问题，由于在设计过程中难免会有很多人为的因素，所以也存在不少的问题，在以后的学习和生产中，会更加认真和细心去领悟问题的所在。本次化工原理课程设计历时一周，是学习化工原理以来第一次独立的工业设计。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和经济合理性。 
在这学期的化工原理学习中，我对于精馏塔的认识是很有限的，我们所遇到的精馏塔的计算也仅限于书上的例题和为了考试做的一些资料，它们都是简化了的或者局部的计算，而这次的课程设计让我接触到完完整整的精馏计算和一些辅助设备的计算。让我感觉到，光是平时学习的内容对于在工程方面的应用是远远不够的，这需要我们平时自觉的培养自己的自学能力，设计中我学会了离开老师进行自主学习，参看多本指导书，完善自己的设计。 
通过本次课程设计的训练，让我对自己的专业有了更加感性和理性的认识，这对我们的继续学习是一个很好的指导方向，我们了解了工程设计的基本内容，掌握了化工设计的主要程序和方法，增强了分析和解决工程实际问题的能力。同时，通过课程设计，还使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风，加强工程设计能力的训练和培养严谨求实的科学作风更尤为重要。 

第八章.参考文献
[1] 谭天恩，窦梅，周明华.化工原理（上册）[M].第3版.北京：化学工业出版社，2006.8.
[2] 谭天恩，窦梅，周明华.化工原理（下册）[M].第3版.北京：化学工业出版社，2006.8.
[3] 王静康.化工设计[M].北京：化学工业出版社，1995.
[4] 张浩勤.化工原理学习指导[M]. 北京：化学工业出版社，2007.
[5] 杨祖荣，刘丽英，刘伟. 化工原理[M].第3版. 北京：化学工业出版社，2009.
[6] 时钧，汪家鼎，余国琮等.化学工程手册[M]. 第2版. 北京：化学工业出版社，1996.
[7] 朱有庭，曲文海，于浦义.化工设备设计手册[M]. 北京：化学工业出版社，2005.
[8] 吴俊. 化工原理课程设计[M]. 上海：华东理工大学出版社，2011.
[9] 李芳. 化工原理及设备课程设计[M]. 北京：化学工业出版社，2011
[10] 王国胜. 化工原理课程设计[M]. 大连：大连理工大学出版社，2005

第九章.致谢
经过两周，完成了课程设计，对MathType. Origin等软件熟练应用， 感谢我的指导老师徐兵在此课程设计的过程中给予我的很多建议。感谢同学们的相互支持，与他们一起对一些问题的探讨和交流让我开拓了思路，也让我在课程设计时多了些轻松、愉快。在完成课程设计的过程中，我学到了许多以前没有学到的知识，也遇到了一些困难和挫折，但是最终我还是完成了这次课程设计，在此，我要感谢我的指导老师徐兵在此课程设计的过程中给予我的很多帮助跟建议，并且我还要感谢在完成课程设计过程中给予我帮助的同学和老师们 

第十章.附录
表5 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A
C6H6
78.11
80.1
288.5
6833.4
甲苯B
C6H5—CH3
92.13
110.6
318.57
4107.7
表6 苯和甲苯的饱和蒸汽压
温度
80.1
85
90
95
100
105
110.6
,kPa
101.33
116.9
135.5
155.7
179.2
204.2
240.0
，kPa
40.0
46.0
54.0
63.3
74.3
86.0
表7 常温下苯—甲苯气液平衡数据
温度
80.1
85
90
95
100
105
110.6
液相中苯的摩尔分率
1.000
0.780
0.581
0.412
0.258
0.130
0
汽相中苯的摩尔分率
1.000
0.900
0.777
0.630
0.456
0.262
0
表8 纯组分的表面张力
温度
80
90
100
110
120
苯，mN/m
甲苯，Mn/m
21.2
21.7
20
20.6
18.8
19.5
17.5
18.4
16.2
17.3
表9 组分的液相密度
温度(℃)
80
90
100
110
120
苯,kg/
815
803.9
792.5
780.3
768.9
甲苯,kg/
810
800.2
790.3
780.3
770.0
表10 液体粘度µ
温度(℃)
80
90
100
110
120
苯（mP.s）
0.308
0.279
0.255
0.233
0.215
甲苯（mP.s）
0.311
0.286
0.264
0.254
0.228

表11 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
y
110.56
0.00
0.00
109.91
1.00
2.50
108.79
3.00
7.11
107.61
5.00
11.2
105.05
10.0
20.8
102.79
15.0
29.4
100.75
20.0
37.2
98.84
25.0
44.2
97.13
30.0
50.7
95.58
35.0
56.6
94.09
40.0
61.9
92.69
45.0
66.7
91.40
50.0
71.3
90.11
55.0
75.5
80.80
60.0
79.1
87.63
65.0
82.5
86.52
70.0
85.7
85.44
75.0
88.5
84.40
80.0
91.2
83.33
85.0
93.6
82.25
90.0
95.9
81.11
95.0
98.0
80.66
97.0
98.8
80.21
99.0
99.61
80.01
100.0
100.0