化工原理优秀课程设计浮阀塔.doc

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1、板式连续精馏塔设计任务书一、设计题目：分离苯甲苯系统板式精馏塔设计 试设计一座分离苯甲苯系统板式连续精馏塔，要求原料液年处理量为 50000 吨，原料液中苯含量为 35 %，分离后苯纯度达成 98 %，塔底馏出液中苯含量不得高于1%（以上均为质量百分数）二、操作条件1. 塔顶压强： 4 kPa （表压）；2. 进料热状态： 饱和液体进料3. 回流比： 加热蒸气压强： 101.3 kPa（表压）；单板压降： 0. 7 kPa三、 塔板类型 ： 浮阀塔板四、生产工作日 每十二个月300天，天天二十四小时运行。五、厂址厂址确定于天津地域。六、设计内容 1. 设计方案确实定及步骤说明2. 塔工艺条件及

2、相关物性数据计算3. 精馏塔物料衡算4. 塔板数确实定5. 塔体工艺尺寸计算6. 塔板关键工艺尺寸设计计算7. 塔板流体力学验算8. 绘制塔板负荷性能图9. 塔顶冷凝器初算和选型10. 设备关键连接管直径确实定11. 全塔工艺设计计算结果总表12. 绘制生产工艺步骤图及主体设备简图13. 对本设计评述及相关问题分析讨论目 录一、绪 论1二、设计方案确实定及工艺步骤说明22.1设计步骤22.2设计要求32.3设计思绪32.4设计方案确实定4三、全塔物料衡算53.2物料衡算5四、塔板数确实定64.1理论板数求取64.2全塔效率实际板层数求取7五、精馏和提馏段物性数据及气液负荷计算95.1进料板和塔

3、顶、塔底平均摩尔质量计算95.2气相平均密度和气相负荷计算105.3液相平均密度和液相负荷计算105.4液相液体表面张力计算115.5塔内各段操作条件和物性数据表11六、塔径及塔板结构工艺尺寸计算146.1塔径计算146.2塔板关键工艺尺寸计算156.3塔板部署及浮阀数目和排列17七、 塔板流体力学验算及负荷性能图197.1塔板流体力学验算197.2塔板负荷性能图22八、塔有效高度和全塔实际高度计算27九、浮阀塔工艺设计计算总表28十、辅助设备计算和选型3010.1塔顶冷凝器试算和初选3010.2塔关键连接管直径确实定31十一、对本设计评述及相关问题分析讨论3313.1设计基础数据3613.2

4、附图38一、绪 论 化工原理课程设计是综合利用化工原理课程和相关先修课程（物理化学，化工制图等）所学知识，完成一个单元设备设计为主一次性实践教学，是理论联络实际桥梁，在整个教学中起着培养学生能力关键作用。经过课程设计，要求愈加熟悉工程设计基础内容，掌握化工单元操作设计关键程序及方法，锻炼和提升学生综合利用理论知识和技能能力，问题分析能力，思索问题能力，计算能力等。 精馏是分离液体混合物（含可液化气体混合物）最常见一个单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业中得到广泛应用。精馏过程在能量剂驱动下（有时加质量剂），使气液两相数次直接接触和分离，利用液相混合物中各组分挥发度不一样，使易挥发组分由液相向

5、气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分分离。依据生产上不一样要求，精馏操作能够是连续或间歇，有些特殊物系还可采取衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发苯和不易挥发甲苯，采取连续操作方法，需设计一板式塔将其分离。二、设计方案确实定及工艺步骤说明2.1设计步骤 本设计任务为分离苯、甲苯混合物。对于二元混合物分离，采取连续精馏步骤。设计中采取泡点进料，将原料液经过预热器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采取全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其它部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系

6、，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比1.7倍。塔釜采取间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。3 图2-1 精馏工艺步骤图 图2-2 单塔工艺步骤简图2.2设计要求 总要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多使用新技术，节省能源和成本，少许污染。精馏塔对塔设备要求大致以下：生产能力大，即单位塔截面大气液相流率，不会产生液泛等不正常流动。 效率高，气液两相在塔内保持充足亲密接触，含有较高塔板效率或传质效率。 流体阻力小，流体经过塔设备时阻力降小，能够节省动力费用，在减压操作是时，易于达成所要求真空度。 有一定操作弹性，当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常流动，而且不会使效率发生较大改变。

7、 结构简单，造价低，安装检修方便。 能满足一些工艺特征：腐蚀性，热敏性，起泡性等此次试验我们依据所给条件设计出塔各项参数及其隶属设备参数。2.3设计思绪 在此次设计中，我们进行是苯和甲苯二元物系精馏分离，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达成组分部分增浓，怎样利用两组分挥发度差异实现高纯度分离，是精馏塔基础原理。实际上，蒸馏装置包含精馏塔、原料预热器、蒸馏釜、冷凝器、釜液冷却器和产品冷却器等设备。蒸馏过程按操作方法不一样，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内数次部分汽化和数次部分冷凝所实现分离。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中冷却介质将余热带走。在此过程中，热能利用

8、率很低，有时后能够考虑将余热再利用，在此就不叙述。要保持塔稳定性，步骤中除用泵直接送入塔原料外也能够采取高位槽。 塔顶冷凝器可采取全凝器、分凝器-全能器连种不一样设置。在这里准备用全凝器，因为能够正确控制回流比。此次设计是在常压下操作。 因为这次设计采取间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作关键工艺条件。选择标准是使设备和操作费用之和最低。在设计时要依据实际需要选定回流比。本设计采取连续精馏操作方法、常压操作、泡点进料、间接蒸汽加热、选R=1.7Rmin、塔顶选择全凝器、选择浮阀塔。2.4设计方案确实定 本设计任务为分离苯一甲苯混合物。因为对物料没有特殊要求，能够在常压下操作。对于二元混合

9、物分离，应采取连续精馏步骤。设计中采取泡点进料，将原料液经过预热器加热至泡点后送人精馏塔内。塔顶上升蒸气采取全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其它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1.5-1.7倍。塔底设置再沸器采取间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。三、全塔物料衡算3.1 原料液及塔顶、塔底产品平均摩尔质量 苯摩尔质量： 甲苯摩尔质量： =0.388 =0.983 =0.0117 =0.35078.11+0.65092.13=86.68(kg/kmol) =0.98378.11+0.01792.13=78.35(kg/k

10、mol) =0.011778.11+0.988392.13=91.965(kg/kmol) 3.2物料衡算 原料处理量：F=500001000/(3002486.68)=80.11kmol/h 总物料衡算：80.11=D+W 苯物料衡算：80.110.035=0.983D+0.0117W 联合解得 ：D =31.06kmol/h W=49.04kmol/h 最少回流比：由q=1和平衡线交点画图出。（附图1）四、塔板数确实定 4.1理论板数求取 苯-甲苯属理想体系，可采取图解法球理论板层数。 由手册查得苯-甲苯物系气液平衡数据，绘出t-x-y图和x-y图。 作图法求最小回流比及操作回流比。图1-

11、1。由，从图中读得 所以最小回流比为 =1.68 取操作回流比为 精馏塔打气、液相负荷 L=RD=2.86231.06=88.89kmol/h V=(R+1)D=(2.862+1)31.06=119.95kmol/h L=L+F=88.91+80.11= 169.02kmol/l V=V=119.95 kmol/h 操作线方程: 精馏段操作线方程: 提馏段操作线方程: 图解法求理论层数 总理论板层数：(包含再沸器) 进料板位置： 4.2全塔效率实际板层数求取 全塔效率 依据塔顶，塔底液相组成，查t-x-y图知塔顶温度81，塔底温度109.9，求得塔平均温度为： 由精馏段和提馏段平均温度，依据安

12、托尼方程，求出再求出相对挥发度。其中 苯： A=6.023,B=1206.35,C=220.24 甲苯：A=6.078,B=1343.94,C=219.58 当温度为81 Kpa ，Kpa 同理当温度为109.9时， ， 又因为平均温度为95.45，查表知液体黏度为 mPas mPas = =0.27086mPas 全塔效率 精馏段实际板层数 提馏段实际板层数 进料板为 总实际板数 =13+13=26块 五、精馏和提馏段物性数据及气液负荷计算5.1进料板和塔顶、塔底平均摩尔质量计算 塔顶：，由平衡图知： 进料板：， 塔底： ，查得 所以，精馏段平均摩尔质量 提馏段平均摩尔质量 5.2气相平均密

13、度和气相负荷计算 精馏段 提馏段 精馏段气相负荷： 提馏段气相负荷： 5.3液相平均密度和液相负荷计算 液相密度依下式计算，即 塔顶:, 查得： ， 进料板:，查得：， 进料板液相质量分数为 进料板液相平均密度：由， 查得 ， 塔釜液相质量分数为： 精馏段液相平均密度为： 提馏段液相平均密度为： 5.4液相液体表面张力计算 塔顶： 查表知：, 进料板： 查表知: , 塔底： 查表知：， 精馏段液相平均表面张力为： 提馏段液相平均表面张力为： 5.5塔内各段操作条件和物性数据表 （1）操作压力 塔顶压强： =101.3+4=105.3Kpa 每层塔板压降： 进料板压力： =105.3+0.713

14、=114.4Kpa 精馏段平均压力：=(105.3+114.4)/2=109.85Kpa 塔底压强： =PD+NP=105.3+0.726=123.5Kpa提馏段平均压力：=（114.4+123.5）/2=118.95Kpa（2） 操作温度 由附录查知，安托因方程中苯-甲苯参数以下: 苯： A=6.023, B=1206.35, C=220.24 甲苯： A=6.078， B=1343.94， C=219.58 所以：由安托尼方程进行试差计算，得 塔顶温度 =81.7 进料板温度 =99.6 塔底温度 =116.5 精馏段平均温度 =(81.7+99.6)/2=90.65提馏段平均温度 =(9

15、9.6+116.5)/2=108.05（3） 平均粘度 液相平均粘度计算公式： 塔顶： 查表知： , 由 所以： 进料板： 查表知: , = 塔底： =116.5查表知: , = 精馏段液相平均黏度为： 精馏段液相平均粘度为： 六、 塔径及塔板结构工艺尺寸计算6.1塔径计算 精馏段气、液相体积流量： 提馏段气、液相体积流量： 最大空塔气速计算公式： 取板间距 ，板上液层高度，则 -=0.45-0.07=0.38m 精馏段： 提馏段 ： 查表知： =0.079， =0.075 所以 精馏段： 提馏段： 取安全系数0.6，则空塔气速为： 精馏段： 提馏段： 按标准塔径圆整后为： D=1.4m 塔截

16、面积为 ： 实际空塔气速 精馏段： 提馏段： 6.2塔板关键工艺尺寸计算 因塔径D=1.4m，可造用单溢流弓形降液管，采取凹形受液盘。各项计算以下：（1）堰长: 取=0.6D=0.84m（2）溢流堰高度由 选择平直堰，堰上液层高度近似取E=1,则 （3）弓形降液管宽度和截面积: 由 ，查图知 故 验算液体在降液管中停留时间: 精馏段： 提馏段 ： 故降液管设计合理。（4）降液管底隙高度: 精馏段取：，则 提馏段取：，则 故降液管底隙高度设计合理。选择凹形受液盘，深度。6.3塔板部署及浮阀数目和排列 取阀孔动能系数=10，由公式，求孔速 由式N=求每层板上浮阀数 即=132（块）; =135（块

17、） 取边缘区宽度=0.06m 破沫区宽度=0.092m 按式计算鼓泡区面积 即R= 浮阀排列方法采取等腰三角形叉排，取同一横排孔心距t=75mm=0.075m,则可按下式估算排间距，即 精馏段 提馏段 考虑到塔直径较大，必需采取分块式塔板，而各分块支承和衔接也要占去一部分鼓泡区面积，所以排间距不宜采取100mm，而应小于此值，故取t=80mm=0.080m按t=75mm，t=80mm以等腰三角形叉排方法作图，得阀数N=140个图6-1 塔板阀门部署图 按N=140个重新核实孔速及阀孔动能因数 阀孔动能因故改变不大，仍在9到12范围内。 塔板开孔率= 开孔率= 常压塔开孔率在10%-14%之间，

18、所以满足要求。七、 塔板流体力学验算及负荷性能图7.1塔板流体力学验算 塔板液体力学验算得目标是为了检验以上初算塔径及塔各相工艺尺寸得计算是否合理，塔板能否正常操作，验算项目以下：1）气相经过浮阀塔压强降 每层塔板静压头降可按式 计算压力降式中： 和相当得液柱高度， 和相当得液柱高度， 和相当得液柱高度， 和相当得液柱高度，（1）计算干板静压头降 因为浮阀全部开启前后，其干板阻力计算规律不一样，故在计算干板压降前，首先需确定 临界孔速。临界孔速 是板上全部浮阀全部开启时，气体经过阀孔得速度，以表示 因， ，（2）板上充气液层阻力 本设计分离苯和甲苯混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数 由公

19、式 （3）克服表面张力所造成阻力 因本设计采取浮阀塔，其很小，可忽略不计。所以，气体流经一层浮阀塔板压降相当液柱高度为： 单板压降 : 2）淹塔 为使液体能由上层塔板稳定地流入下层塔板，降液管内必需维持一定高度液柱。降液管内清液及高度用来克服相邻两层塔板间压强降、板上液层阻力和液体流过降液管阻力。因次，降液管中清夜层高度可用下式表示： 式 且（1） 和气体经过塔板压降相当液柱高度 （2） 液体经过降液柱压头损失，因不设进口堰，按计算 （3） 板上液层高度，取 所以 为了预防液泛，应确保降液管中当量清液层高度不超出上层塔板出口堰。按式：，是考虑到降液管内充气及操作安全两种原因校正系数. 对通常物

20、系，可取为0.30.4；对不易发泡物系，可取0.60.7.取校正系数，又已选定板间距, 可见从而可知符合预防液泛要求。3) 雾沫夹带量（1）通常，用操作时空塔气速和发生液泛时空塔气速比值为估算雾沫夹带量指标，此比值称为泛点百分数，或称 泛点率。 泛点率 或 泛点率= 计算泛点率 板上液体流经长度： 板上液流面积： 苯和甲苯可按正常系统按化工原理表3-4，取物性系数K=1.0，由图3-13查得泛点负荷系数，代入公式得 按另一公式计算，得 为避免雾沫夹带过量，对于大塔，泛点需控制在80%以下。从以上计算结果可知，其泛点率全部低于80%，所以雾沫夹带量能满足要求。7.2塔板负荷性能图 当塔板各相结构

21、参数均已确定后，应将极限条件下关系标绘在直角坐标系中，从而得到塔板适宜气、液相操作范围，此即塔板负荷性能图。负荷性能图由五条线组成。1）雾沫夹带线 当气相负荷超出此线时，雾沫夹带量将过大，使板效率严重下降，塔板适宜操作区应在雾沫夹带线下。对于一定物系及一定塔板结构，式中均为已知值，对应于泛点率上限值亦可确定，将各 已知故代入上式，便得出关系式，据此做出雾沫夹带线. 对常压，塔径900 大塔，取泛点率=80%为其雾沫夹带量上限，则：按泛点率为80%计算以下： 整理得 或 精馏段 提馏段 雾沫夹带线为直线，则在操作范围内任取两个值，依1式算出对应表7-1 雾沫夹带线数据 0.0010.0062.2

22、72.150.0010.0062.132.0192）液泛线由公式： 确定液泛线，忽略式中，得： 物系一定，塔板结构尺寸一定，则及等均为定值，而和又有以下关系，即 式中阀孔数N和孔径亦为定值，所以，可将上式简化得 在操作范围内任取若干个值，依2式算出对应值列于附表2中表7-2 液泛线数据0.00050.0010.0020.0030.0040.0050.0060.0072.112.092.031.981.931.871.811.742.062.031.981.941.901.851.801.753）液相负荷上限线 当降液管尺寸一定时，若液体流量超出某一程度使液体在降液管停留时间过短，则其中气泡来不

23、及释放就带入下一层塔板，造成气相返混，降低塔板效率。 要求液体在降液管内停留时间秒，取秒计算，则以下式知液体在降液管内停留时间 以作为液体在降液管中停留时间下限，则 求出上限液体流量值。在图上做出液相负荷上限线为和气体流量无关竖直线。4）漏液线 对F1型重阀，当初，泄漏量靠近10%为确定气相负荷下限依据。F1型重阀，取 计算，则 又知 ，则 以F0=5作为要求气体最小负荷标准，则 据此做出和液体流量无关水平漏液线（4）。5）液相负荷下限线 为确保板上液流分布均匀，提升接触效果，取堰上液层高度作为液相负荷下限条件。依下列计算式 计算出下限值，依次做出液相负荷下限线，该线和气相流量无关竖直直线 取

24、E=1,则，则： 由以上五条线在直角坐标上作图，五条线所围成区域即为适宜操作区。 依据以上五个方程可分别做出塔板负荷性能图上（1）、（2）、（3）、（4）及（5）共五条线，见附图4。由塔板负荷性能图能够看出：（1）任务要求气、液负荷下操作点P（设计点），处于适宜操作区以内适中位置。（2）塔板气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。（3）根据固定液气比，由附图4查出塔板气相负荷上限， 和下限， ， 操作弹性= 设计塔板时，应合适调整塔板结构参数，使操作点在图中位置适中，以提升塔操作弹性。八、塔有效高度和全塔实际高度计算塔体有效高度 依据化工工艺设计手册(第四版)每6块板开一人孔，26/6

25、4，人孔数为4，高度为0.8m 故有效高度 塔顶层空间高度，取。 塔底空间高度，塔釜停留时间取，则取。 塔顶封头确实定 。 裙座高度确实定，为了制作方便，裙座为圆形 人孔数，在进料板上方开一个人孔，人孔处板间距为0.8m。进料板高度取0.8m。总高度 =(26-1-4-1)0.45+10.8+30.8+1.2+1.5+0.35+4.2=19.9m九、浮阀塔工艺设计计算总表所设计筛板塔关键结果汇总于表以下：序号项目数值精馏段提馏段1平均温度90.65108.052平均压力109.85118.953气相流量m3/s0.9170.8884液相流量0.002560.005395实际塔板数N13136有

26、效段高度Z/m13.87塔径D/m1.48板间距/m0.459溢流形式单溢流10降液管形式弓形降液管11堰长/m0.8412堰高/m0.0559 0.047 0.046913板上液层高度/m0.03514堰上液层高度/m0.0140.02315降液管底隙高度/m0.02540.029216安定区宽度/m0.09217边缘区宽度/m0.0618开孔区面积/1.029919浮阀直径/m0.003920浮阀数目n14021孔中心距t/m0.07522排间距t/m0.0823开孔率/10.86412.8224空塔气速u/0.78320.680825孔阀气速/5.8125.49726每层塔板压降/Pa5

27、40.91531.5927液体在降液管停留时间/s14.847.05728降液管内清液层高度0.1410.13929泛点率/%35.2537.5430液沫夹带0.00430.004831气相负荷上限/1.771.7932气相负荷下限/0.4860.45933操作弹性3.643.9 十、辅助设备计算和选型 10.1塔顶冷凝器试算和初选 出料液温度： 81.7 （饱和气）81.7 （饱和液） 冷却水温度： 25 45 当t=81.7时，查表得 r=0.98392.7+0.02378.7=392.42kJ/kg 假设K=550） 依据S=42.61 选择F600IV-0.6-42.6查手册可知选择尺

28、寸以下： 公称直径：600mm 管长：3000mm 管子总数：188 管程数：4 中心排管数：10 S=ndL=1880.025(3-0.1)=42.7982 若选择该型号换热器，则要求过程总传热系数为： K=547.2 和原设值靠近所以选择F600IV-0.6-42.6型号换热器10.2塔关键连接管直径确实定（1） 塔顶蒸汽出口管径因塔顶出口全部为气体流速u取530之间故取流速u=20m/s 故可选择无缝钢管，d=245mm。 验算实际流速 满足要求（2） 回流液管径 因为苯和甲苯属于易燃、易爆液体，需流速u1m/s 故取流速u=0.5m/s 故可选择无缝钢管，d=81mm。 实际流速 满足

29、要求（3）进料管径 同上，取u=0.5m/s = 选择无缝钢管，d=81mm。 实际流速 满足要求（4）塔底出口管径 同上，取u=0.5m/s = 选择无缝钢管，d=117mm。 实际流速: 满足要求 （5）再沸腾加热蒸汽管径 同（1），取u=20m/s 选择无缝钢管，d=245mm 满足要求十一、对本设计评述及相关问题分析讨论 1.对本设计评述 工程设计本身存在一个多目标优化问题，同时又是政策性很强工作。设计者在进行工程设计时应综合考虑很多影响原因，使生产达成技术优异、经济合理要求，符合优质、高产、安全、低能耗标准。首先，要满足工艺和操作要求。所设计出来步骤和设备能确保得到质量稳定产品。因为

30、工业上原料浓度、温度常常有改变，所以设计步骤和设备需要一定操作弹性，可方便地进行流量和传热量调整。设置必需仪表并安装在适宜部位，方便能经过这些仪表来观察和控制生产过程。其次要满足经济上要求。 要节省热能和电能消耗，降低设备和基建费用，如合理利用塔顶和塔底废热，既可节省蒸汽和冷却介质消耗，也能节省电消耗。回流比对操作费用和设备费用全部有很大影响，所以必需选择适宜回流比。冷却水节省也对操作费用和设备费用有影响，降低冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增加，设备费用增加。所以，设计时应全方面考虑，努力争取总费用尽可能低部分。最终还要确保生产安全 。生产中应预防物料泄露，生产和使用易燃物料车间

31、电器均应为防爆品。塔体大全部安装在室外，为能抵御大自然破坏，塔设备应含有一定刚度和强度。2.相关问题讨论 本设计中要求分离苯-甲苯物系，采取是常压操作。进料状态和塔板数、塔径、回流量及塔热负荷全部有亲密联络。在实际生产中进料状态有多个，但通常全部将料液预热到泡点或靠近泡点才送入塔中，这关键是因为此时塔操作比较轻易控制，不致受季节气温影响。另外，在泡点进料时，精馏段和提馏段塔径相同，为设计和制造上提供了方便。所以，本设计中采取泡点进料，将原料液经过预热器加热至泡点后送入精馏塔。精馏釜加热方法通常采取间接蒸汽加热，设置再沸器。冷却剂和出口温度。冷却剂选择由塔顶蒸汽温度决定。冷却水出口温度取得高些，

32、冷却剂消耗能够降低，但同时温度差较小，传热面积将增加。冷却水出口温度选择由当地水资源确定，但通常不宜超出50，不然溶于水中无机盐将析出，生成水垢附着在换热器表面而影响传热。综合考虑经济成本，本设计用常温水作冷却剂。精馏过程是组分反复汽化和反复冷凝过程，耗能较多，怎样节省和合理地利用精馏过程本身热能是十分关键。选择适宜回流比，使过程处于最好条件下进行，可使能耗降至最低。十二、参考文件1夏清，贾绍义.化工原理(上册）M.天津：天津大学出版社.。2夏清，贾绍义.化工原理(下册）M.天津：天津大学出版社.。3中国石化集团上海工程.化工工艺设计手册（上下册）M.第四版.北京：化学工业出版社.。4贾绍义，

33、柴诚敬. 化工原理课程设计M.天津：天津大学出版社，。5黄璐,王保国.化工设计M.北京：化学工业出版社.。6谭蔚,聂清德.化工设备设计基础M.天津：天津大学出版社. 。十三、附录13.1设计基础数据表13-1苯和甲苯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)C6H678.1180.1288.56833.4苯(B)C7H892.13110.6318.574107.7表13-2常温下苯和甲苯气液平衡数据T/80859095100105x1.0000.7800.5810.4120.2580.130y1.0000.9000.7770.6330.4560.262表1

34、3-3苯和甲苯液相密度温度t/()8090100110120815803.9792.5780.3768.9810800.2790.3780.3770.0表13-4苯和甲苯表面张力温度t/()809010011012021.720.0618.8517.6616.4921.6920.5919.9418.4117.31表13-6苯和甲苯液体粘度温度t/()80901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2540.228表13-6苯和甲苯液体汽化热温度t/()8090100110120394.1386.9379.3371.5363.2379.9373.8367.6361.2354.6表13-7常压下苯甲苯气液平衡数据温度t液相中苯摩尔分率x气相中苯摩尔分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2