化工原理課程設(shè)計(jì)分離苯_甲苯連續(xù)精餾篩板塔

1、化工原理課程設(shè)計(jì)-分離苯甲苯連續(xù)精餾篩板塔序言課程設(shè)計(jì)是“化工原理”的一個(gè)總結(jié)性教學(xué)環(huán)節(jié)，是培養(yǎng)學(xué)生綜合運(yùn)用本門課程及有關(guān)先修課程的基本知識來解決某一設(shè)計(jì)任務(wù)的一次訓(xùn)練，在整個(gè)教學(xué)計(jì)劃中它起著培養(yǎng)學(xué)生獨(dú)立工作能力的重要作用。精餾是分離液體混合物（含可液化的氣體混合物）最常用的一種單元操作，精餾過程在能量劑驅(qū)動(dòng)下，使氣液兩相多次直接接觸和分離，利用液相混合物中各組分的揮發(fā)度的不同，使易揮發(fā)組分由液相向氣相轉(zhuǎn)移，難揮發(fā)組分由氣相向液相轉(zhuǎn)移，實(shí)現(xiàn)原料混合液中各組分的分離。根據(jù)生產(chǎn)上的不同要求，精餾操作可以是連續(xù)的或間歇的，有些特殊的物系還可采用衡沸精餾或萃取精餾等特殊方法進(jìn)行分離。本設(shè)計(jì)的題目是苯-

2、甲苯連續(xù)精餾篩板塔的設(shè)計(jì)，即需設(shè)計(jì)一個(gè)精餾塔用來分離易揮發(fā)的苯和不易揮發(fā)的甲苯，采用連續(xù)操作方式，需設(shè)計(jì)一板式塔將其分離。分離苯和甲苯，可以利用二者沸點(diǎn)的不同，采用塔式設(shè)備改變其溫度，使其分離并分別進(jìn)行回收和儲存。目 錄一、 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書.(6)1、設(shè)計(jì)題目.(6)2、設(shè)計(jì)任務(wù).(6)3、設(shè)計(jì)條件.(6)二、精餾塔的物算.(6)1、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率.(6)2、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量.(6)3、物料衡算.(7)三、塔板數(shù)的確定. .(7)1、理論板層數(shù)NT的求取.(7) 2、實(shí)際板層數(shù)的求取.(10)四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算.(10)1、操

3、作壓力計(jì)算.(11) 2、操作溫度計(jì)算.(11) 3、平均摩爾質(zhì)量計(jì)算.(12) 4、平均密度計(jì)算.(13) 5、液體平均表面張力計(jì)算.(14) 6、液體平均粘度計(jì)算.(15)五、精餾塔塔體工藝尺寸計(jì)算. (17) 1、塔徑的計(jì)算.(17) 2、精餾塔有效高度計(jì)算.(19)六、塔板主要工藝尺寸計(jì)算 .(19) 1、溢流裝置計(jì)算.(19) 2、塔板布置.(20)七、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算.(23) 1、塔板壓降.(23) 2、液面落差.(24) 3、泡沫夾帶.(24) 4、漏液.(25) 5、液泛.(25)八、塔板負(fù)荷性能圖.(28) 1、漏液線.(28) 2、液沫夾帶線.(29) 3、液相負(fù)荷下限

4、線.(29) 4、液相負(fù)荷上限線.(30) 5、液泛線.(30)九、設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表.(37)十、附錄.(38)十一、主要物性數(shù)據(jù).(40)十二、個(gè)人心得體會及改進(jìn)意見.(43)一、 化工原理課程設(shè)計(jì)任務(wù)書1、設(shè)計(jì)題目：篩板式精餾塔設(shè)計(jì)2、設(shè)計(jì)任務(wù)：試設(shè)計(jì)分離苯-甲苯混合物的篩板精餾塔。已知原料液的處理量為5000kg/h，組成為0.5（苯的質(zhì)量分?jǐn)?shù)），要求塔頂餾出液的組成為0.95，塔底釜液的組成為0.02。操作壓力進(jìn)料熱狀況回流比單板壓降全塔效率4kPa（塔頂表壓）自選自選0.7kPa3、設(shè)計(jì)條件試根據(jù)上述工藝條件作出篩板的設(shè)計(jì)計(jì)算。二、精餾塔的物算1、原料液及塔頂、塔底產(chǎn)品的摩爾分率.苯的

5、摩爾質(zhì)量 MA=78.11 kg/kmol甲苯的摩爾質(zhì)量 MB=92.13 kg/kmol2、原料液及塔頂，塔底產(chǎn)品的平均摩爾質(zhì)量 kg/kmol kg/kmol kg/kmol3、物料衡算原料處理量 kmol/h總物料衡算 苯物料衡算 聯(lián)立解得 kmol/h kmol/h三、塔板數(shù)確定1、理論版層數(shù)的求取1.1、求最小回流比及操作回流比由任務(wù)書中給出的常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度，8018590951001051106苯PA°，kPa10133116913551557179220422400甲苯PB°，kPa40046054063374386010133利用公式 ; 得

6、出下表：溫度t/80.284889296100104108110.4xA1.0 0.83 0.639 0.508 0.376 0.255 0.1550.0580yA1.0 0.93 0.82 0.72 0.596 0.452 0.3040.1280由表可因q=1 所以采用作圖法求最小回流比。如圖可知=0.541 =0.749故最小回流比為 = 取操作回流比為 1.2、求精餾塔的氣，液相負(fù)荷Kmol/hKmol/hKmol/hKmol/h1.3、求操作線方程精餾段操作線方程為提餾段操作線方程代入得 1.4、逐板法計(jì)算理論板數(shù)因?yàn)榛旌衔锏南嗥胶夥匠虨榕蔹c(diǎn)進(jìn)料 q=1 所以甲苯的相對揮發(fā)度為2.53

7、第一塊板上升的蒸汽組成從第一塊板下降的液體組成式由 求取第二塊板上升的氣相組成用式求取第二塊板下降的液體組成 如此反復(fù)計(jì)算因<,第五塊板上升的氣相組成由提餾段操作方程計(jì)算第六塊板下降的液體組成同理：< 所需總理論板數(shù)為12塊，第5塊加料，精餾段需4塊板2、實(shí)際板層數(shù)的求取全塔效率的計(jì)算（查表得各組分黏度1=0.269，2=0.277）L=XF1+（1-XF）2=0.541*0.269+0.459*0.277=0.273ET=0.49（*L）-0.245=0.53精餾段實(shí)際板層數(shù) 提留段實(shí)際板層數(shù) 四、精餾塔的工藝條件及有關(guān)物性數(shù)據(jù)的計(jì)算1、操作壓力計(jì)算塔頂操作壓力 塔底操作壓力每層

8、塔板壓降 進(jìn)料板壓力 精餾段平均壓強(qiáng)提餾段平均壓強(qiáng)2、操作溫度計(jì)算依據(jù)操作壓力，有泡點(diǎn)方程通過試差法計(jì)算出泡點(diǎn)溫度，其中苯、甲 苯的飽和蒸汽壓由安托尼方程計(jì)算。塔頂溫度計(jì)算lgPA*=6.032-1206.35/(t+220.24)lgPB*=6.032-1206.35/(t+220.24)P總= PA*0.957+PB*0.043試差法算出 塔頂溫度lgPA*=6.032-1206.35/(t+220.24)lgPB*=6.032-1206.35/(t+220.24)P總= PA*0.541+PB*0.459試差法算出 進(jìn)料板溫度塔底溫度精餾段平均溫度提餾段平均溫度3、平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 由得

9、 kg/kmol kg/kmol進(jìn)料板平均摩爾質(zhì)量計(jì)算kg/kmol kg/kmol塔底平均摩爾質(zhì)量計(jì)算 精餾段平均摩爾質(zhì)量 kg/kmol kg/kmol提餾段平均摩爾質(zhì)量4、平均密度計(jì)算4.1、氣相平均密度計(jì)算由理想氣體狀態(tài)方程式計(jì)算，精餾段的平均氣相密度即 kg/提餾段的平均氣相密度即4.2、液相平均密度計(jì)算液相平均密度依 計(jì)算塔頂液相平均密度計(jì)算由0C，表幾所得的溫度與密度的線性關(guān)系為苯y(tǒng)=-1.29x+919.2 甲苯y(tǒng)=-1.03x+892.8 得 kg/ kg/進(jìn)料板液相平均密度計(jì)算由0C，表幾所得的溫度與密度的線性關(guān)系為苯y(tǒng)=-1.29x+919.2 甲苯y(tǒng)=-1.03x+89

10、2.8 得 kg/m3 kg/m3 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率 kg/m3塔底液相平均密度計(jì)算由表幾所得的溫度與密度的線性關(guān)系為苯y(tǒng)=-1.29x+919.2 甲苯y(tǒng)=-1.03x+892.8得 kg/m3 kg/m3 kg/m3精餾段液相平均密度為 kg/m3提餾段液相平均密度為 kg/m35、液體平均表面張力計(jì)算液相平均表面張力依計(jì)算塔頂液相平均表面張力的計(jì)算由0C表幾所得的溫度與表面張力的線性關(guān)系為苯y(tǒng)=-0.125x+31.24甲苯y(tǒng)=-0.11x+30.5得 進(jìn)料板液相平均表面張力的計(jì)算由0C，表幾所得的溫度與表面張力的線性關(guān)系為苯y(tǒng)=-0.125x+31.24甲苯y(tǒng)=-0.11x+30.

11、5得 塔底液相平均表面張力計(jì)算由0C，表幾所得的溫度與表面張力的線性關(guān)系為苯y(tǒng)=-0.125x+31.24甲苯y(tǒng)=-0.11x+30.5得 精餾段液相平均表面張力為提餾段液相平均表面張力為6、液相平均粘度的計(jì)算液相平均粘度依計(jì)算塔頂液相平均粘度的計(jì)算 由0C ，表幾所得的溫度與粘度的線性關(guān)系為苯y(tǒng)=-0.0023x+0.49甲苯y(tǒng)=-0.002x+0.4666 得 mPa·s mPa·s解出 進(jìn)料板液相平均粘度的計(jì)算 有 0C，表幾所得的溫度與粘度的線性關(guān)系為苯y(tǒng)=-0.0023x+0.49甲苯y(tǒng)=-0.002x+0.4666解出 塔底液相平均粘度計(jì)算由0C ，表幾所得的溫

12、度與粘度的線性關(guān)系為苯y(tǒng)=-0.0023x+0.49甲苯y(tǒng)=-0.002x+0.4666得 mPa·s mPa·s解出 精餾段液相平均表面粘度為提餾段液相平均表面粘度為五、精餾塔的塔體工藝尺寸計(jì)算1、塔徑的計(jì)算精餾段的氣、液相體積流量為m3/sm3/s提餾段的氣、液相體積流量為精餾段：由式中C由計(jì)算，其中的C20由圖查取查取圖的橫坐標(biāo)為取板間距 m,板上液層高度 則m查手冊得取安全系數(shù)為0.8，則空塔氣速為 按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 塔截面積為 實(shí)際空塔氣速為提餾段：由式中由計(jì)算，其中的由圖查取查取圖的橫坐標(biāo)為 取板間距 m,板上液層高度 則m 查手冊得 取安全系數(shù)為0.8，則空

13、塔氣速為按標(biāo)準(zhǔn)塔徑圓整后為 塔截面積為實(shí)際空塔氣速為2、精餾塔有效高度的計(jì)算精餾塔有效高度為提餾段有效高度為在進(jìn)料板上方開一人孔，其高度為 故精餾塔的有效高度為六、塔板主要工藝尺寸的計(jì)算1、溢流裝置計(jì)算 因塔徑，可選用單溢流弓形降液管，采用凹形受液盤。各項(xiàng) 計(jì)算如下：精餾段1.1、堰長 取1.2.溢流堰高度 取選用平直堰，堰上液層高度how=由，查手冊,得E=1.035塔板上清液層高度 故 1.3、弓形降液管寬度和截面積由，故 依式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即 故降液管設(shè)計(jì)合理。1.4、降液管底隙高度 ，取6故降液管底隙高度設(shè)計(jì)合理。 選用凹形受液盤，深度提餾段1.1、堰長 取1.2、溢流堰

14、高度 取 選用平直堰，堰上液層高度 由，查手冊,得 塔板上清液層高度 故1.3、弓形降液管寬度和截面積由，故 依式驗(yàn)算液體在降液管中停留時(shí)間，即故降液管設(shè)計(jì)合理。1.4、降液管底隙高度 取，取，則2、塔板布置2.1、塔板的分塊因，故塔板采用分塊式，查表得，塔板分為3塊。精餾段（1）邊緣區(qū)寬度確定取，（2）開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積 其中mm（3）篩孔計(jì)算及其排列本題所處理的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔板直徑。 篩孔板按正三角形排列，取孔中心距t為 篩孔數(shù)目為 開孔率 氣體通過閥孔的氣速為提餾段（1）邊緣區(qū)寬度確定取，（2）開孔區(qū)面積計(jì)算開孔區(qū)面積 其中mm（3）篩孔計(jì)算及其排列 本題所處理

15、的物系無腐蝕性，可選用碳鋼板，取篩孔板直徑。 篩孔板按正三角形排列，取孔中心距t為 篩孔數(shù)目為 開孔率 氣體通過閥孔的氣速為七、篩板的流體力學(xué)驗(yàn)算精餾段1、塔板壓降1.1、干板阻力計(jì)算干板阻力 由式 由 ，查圖得， 故 液柱 1.2、氣體通過液層的阻力計(jì)算氣體通過液層的阻力由式 計(jì)算，-m/s kg1/2/(sm1/2) 查圖得 。故m 液柱1.3液體表面張力的阻力計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力 m 液柱 氣體通過每層塔板的液柱高度 故 m液柱 氣體通過每層塔板的壓降為<0.7 kPa(設(shè)計(jì)允許)2、液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3、

16、液沫夾帶 液沫夾帶量計(jì)算=2.5hL=故 kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣 故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。4、漏液對篩塔板，漏液點(diǎn)氣速 =m/s 實(shí)際孔速穩(wěn)定系數(shù)為 故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。5、液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從（+） 苯甲苯物系屬一般物系，取=0.5，則m 而=+板上不設(shè)進(jìn)口堰，可=m液柱m液柱 即0.119<0.224故在本設(shè)計(jì)中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象提餾段1、塔板壓降1.1、干板阻力計(jì)算干板阻力 由式由 ，查圖得，故 液柱 1.2、氣體通過液層的阻力計(jì)算氣體通過液層的阻力由式 計(jì)算，-m/s kg1/2/(sm1/2) 查圖得 。故m 液柱1.3

17、液體表面張力的阻力計(jì)算液體表面張力所產(chǎn)生的阻力 m 液柱 氣體通過每層塔板的液柱高度 m液柱氣體通過每層塔板的壓降為<0.7 kPa(設(shè)計(jì)允許)2、液面落差對于篩板塔，液面落差很小，且本例的塔徑和液流量均不大，故可忽略液面落差的影響。3、液沫夾帶液沫夾帶量計(jì)算=2.5，= 故 kg液/kg氣<0.1kg液/kg氣故在本設(shè)計(jì)中液沫夾帶量在允許范圍內(nèi)。4、漏液對篩塔板，漏液點(diǎn)氣速 =m/s 實(shí)際孔速 穩(wěn)定系數(shù)為 故在本設(shè)計(jì)中無明顯漏液。5、液泛為防止塔內(nèi)發(fā)生液泛，降液管內(nèi)液層高應(yīng)服從（+）苯甲苯物系屬一般物系，取=0.5，則m 而 =+板上不設(shè)進(jìn)口堰，可有=m液柱m液柱 即0.154&

18、lt;0.224故在本設(shè)計(jì)中不會發(fā)生液泛現(xiàn)象八、塔板負(fù)荷性能圖精餾段1、漏液線由=4.4=E得 = = 在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列如表Ls,m3/s 0.0005 0.0026 0.0045 0.0060Vs,m3/s 0.296 0.319 0.334 0.344 由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。2、液沫夾帶線以=0.1kg液/kg氣為限，求關(guān)系如下：由=2.5hL=2.5（hw+how)=0.0462= 故=0.116+-=0.294-= 整理得 =在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果如表Ls,m3/s0.00050.00260.00450.0060Vs,m3/s1

19、.2751.1441.0570.998 由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。3、液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由公式得= 取E=1.035，則= 據(jù)此可作出與液體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。4、液相負(fù)荷上限線以=4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，=4 故 = 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。5、液泛線令=（+）由=+；=+；=；=+ 聯(lián)立得+（-1）=（+1）+忽略，將與，與，與的關(guān)系式代入上式，并整理得=將有關(guān)的數(shù)據(jù)代入， 得=0.101=0.156=286.73=1.430故 或在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，計(jì)算出VS值計(jì)算結(jié)果

20、如表 Ls,m3/s0.00050.00260.00450.0060Vs,m3/s1.2041.1191.0470.985由 由此表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖：在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得 故操作彈性為 提餾段1、漏液線由=4.4= 得 = =在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果列如表Ls,m3/s 0.0005 0.004 0.008 0.0123Vs,m3/s 0.265 0.301 0.327 0.348由上表數(shù)據(jù)即可作出漏液線1。2、液沫夾帶線以=0.1kg

21、液/kg氣為限，求關(guān)系如下：由=2.5=2.5（）=0.0383= 故=0.0958+-=4.004=整理得=在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，計(jì)算出值，計(jì)算結(jié)果如表Ls,m3/s0.00050.0040.0080.0123Vs,m3/s1.3791.1971.0550.927 由上表數(shù)據(jù)即可作出液沫夾帶線2。3、液相負(fù)荷下限線對于平直堰，取堰上液層高度=0.006m作為最小液體負(fù)荷標(biāo)準(zhǔn)，由公式得= 取，則= 據(jù)此可作出與液體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷下限線3。4、液相負(fù)荷上限線以=4s作為液體在降液管中停留時(shí)間的下限，=4 故 = 據(jù)此可作出與氣體流量無關(guān)的垂直液相負(fù)荷上限線4。5、液泛線同理可得，=將

22、有關(guān)的數(shù)據(jù)代入， 得=0.112=0.164=493.93=1.461 故 或Ls,m3/s0.00050.0040.0080.0123Vs,m3/s1.1731.0300.8100.313在操作范圍內(nèi)，任取幾個(gè)值，計(jì)算出VS值計(jì)算結(jié)果如表 由此表數(shù)據(jù)即可作出液泛線5 根據(jù)以上各線方程，可作出篩板塔的負(fù)荷性能圖：在負(fù)荷性能圖上，作出操作點(diǎn)A，連接OA，即作出操作線。由圖可看出，該篩板上限為液泛控制，下限為漏液控制。由圖查得故操作彈性為 設(shè)計(jì)結(jié)果一覽表項(xiàng)目符號單位計(jì)算數(shù)據(jù)精餾段提留段各段平均壓強(qiáng)PmkPa108.1113各段平均溫度tm85.6100.2氣相流量VSm3/s0.7540.751液

23、相流量LSm3/s0.001860.00362實(shí)際塔板數(shù)N塊814板間距HTm0.410.41塔的有效高度Zm2.95.3塔徑Dm1.01.0空塔氣速um/s0.9610.957塔板液流形式單流型單流型溢流管型式弓形弓形堰長堰高lwm0.660.80hwm0.04620.0383溢流堰寬度管底與受業(yè)盤距離Wdm0.1360.21hom0.0350.022板上清液層高度hLm0.03410.0336孔徑domm5.05.0孔間距tmm15.015.0孔數(shù)n個(gè)27102710開孔面積Aam20.5280.528篩孔氣速uom/s14.1414.08塔板壓降hPkPa0.05770.088液體在降液

24、管中停留時(shí)間s13.0113.98降液管內(nèi)清液層高度Hdm0.1190.154霧沫夾帶eVkg液/kg氣0.02360.0324負(fù)荷上限霧沫夾帶控制液泛控制負(fù)荷下限漏液控制漏液控制氣相最大負(fù)荷VS·maxm3/s0.00750.0055氣相最小負(fù)荷VS·minm3/s0.00280.0013操作彈性2.6794.231附錄（符號說明） 塔板開孔面積， 漏液點(diǎn)氣速，m/s 降液管面積， 溢流堰高度，m 篩孔面積， V 塔內(nèi)上升蒸汽流量，kmol/h 塔截面積， 塔內(nèi)上升蒸汽流量，C 計(jì)算時(shí)的負(fù)荷系數(shù)，無因次 W 釜?dú)堃毫髁?，kmol/h 流量系數(shù)，無因次 無效區(qū)寬度，mD 塔

25、徑流出液流量，kmol/h 弓形降液管寬度，mD 塔徑，m 安定區(qū)寬度，m 篩孔直徑，m x 液相中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù)E 液流收縮系數(shù)，無因次 y 氣相中易揮發(fā)組分的摩爾分?jǐn)?shù) 全塔效率，無因次 Z 塔有效高度，m 霧沫夾帶量，kg液/kg氣 理論塔板數(shù)n 篩孔數(shù) 降液管底隙高度，m 堰上液層高度，m 篩孔氣速，m/s 與單板壓降相當(dāng)?shù)囊簩痈叨?，m F 進(jìn)料流量，kmol/h 溢流堰高度，m H 板間距，m；塔高，mK 篩板的穩(wěn)定系數(shù)，無因次 g 重力加速度，m/L 塔內(nèi)下降液體的流量，kmol/h S 直接蒸汽量，kmol/h 塔內(nèi)下降液體的流量，kmol/h t 篩孔中心距，mm 溢流堰長

26、度，m 板上鼓泡層高度，m 與干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺 板上液層高度，mP 操作壓強(qiáng)，k 實(shí)際塔板數(shù)P 壓強(qiáng)降，k R 回流比 板上液層充氣系數(shù)，無因次 u 空塔氣速，m/s 氣相動(dòng)能因數(shù)，m/s q 進(jìn)料熱狀態(tài)參數(shù) 與氣流穿過板上液層的壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺 與克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨?，m 與液體流經(jīng)降液管壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋琺主要物性數(shù)據(jù)表1 苯和甲苯的物理性質(zhì)項(xiàng)目分子式分子量M沸點(diǎn)（）臨界溫度tC（）臨界壓強(qiáng)PC（kPa）苯A甲苯BC6H6C6H5CH378.1192.1380.1110.6288.5318.576833.44107.7表2 苯和甲苯的飽和蒸汽壓溫度80.18

27、59095100105110.6,kPa，kPa1013340.0116.946.0135.554.0155.763.3179.274.3204.286.0240.0表3 純組分的表面張力溫度8090100110120苯，mN/m甲苯，Mn/m21.221.72020.618.819.517.518.416.217.3表4 組分的液相密度溫度()8090100110120苯,kg/甲苯,kg/814809805801791791778780763768表5 液體粘度µ溫度()8090100110120苯（mP.s）甲苯（mP.s）0.3080.3110.2790.2860.2550.

28、2640.2330.2540.2150.228表6常壓下苯甲苯的氣液平衡數(shù)據(jù)溫度t液相中苯的摩爾分率x氣相中苯的摩爾分率y110.560.000.00109.911.002.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4100.7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.0940.061.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.01100.0100.0個(gè)人心得體會及改進(jìn)意見