化工原理课程设计-苯-甲苯精馏塔设计.docx

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1、资料化工原理课程设计是培育学生化工设计实力的玳要教学环节，通过课程设计使我们初步驾驭化工设计的基础学问、设计原则及方法：学会各种手册的运用方法及物理性质、化学性质的查找方法和技巧：驾驭各种结果的校核，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，还要考虑牛产上的平安性、经济合理性。化工生产常需进行液体混合物的分别以达到提纯或回收有用组分的目的，精储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别的方法。塔设备般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。前看的代表是板式塔，后者的代表则为填料塔。筛板塔和泡罩塔相比较具有卜列特点：生产实力大于10.

2、5%,板效率提高产量15%左右：而压降可降低30%左右：另外筛板塔结构简洁，消耗金属少，塔板的造价可削减40%左右：安装简洁，也便于清理检修。本次课程设计为年处理含素质量分数36%的紫-甲苯混合液4万吨的筛板精储塔设计，塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之%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储塔具有较大的生产实力满意工艺要求，另外还要有肯定的潜力“节约能源，综合利用余热11经济合理，冷却水进出口温度的凹凸，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大小。即对操作费用和设备费用均E影响，因此设计是否合理的利用热能R等干

3、脆关系到生产过程的经济问题。书目第一章绪论11.1 精储条件的确定11. 1.1精幅的加热方式12. 1.2精溜的进料状态13. 1.3精储的操作压力11.2 确定设计方案11.2.1 工艺和操作的要求21.2.2 满意经济上的要求21.2.3 保证平安生产2其次章设计计算32.1 设计方案的确定32.2 精馅塔的物料衡算32. 2.1原料液进料量、塔顶、塔底摩尔分率33. 2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量34. 2.3物料衡算32.3 塔板计算41. 3.1理论板数NT的求取42. 3.2全塔效率的计算63. 3.3求实际板数74. 3.4有效塔高的计算72.4 精储塔的工艺条件及

4、有关物性数据的计算81.1.1 4.1操作压力的计算81.1.2 操作温度的计算81.1.3 平均摩尔质量的计算81.1.4 平均密度的计算101.1.5 液体平均表面张力的计算111.1.6 液体平均黏度的计算121.1.7 气液负荷计算132.5 塔径的计算132.6 塔板主要工艺尺寸的计算152.6.1 溢潦装置计算152.6.2 塔板布置182.7 筛板的流体力学验算塔板压降1927.1精饱段筋板的流体力学验算塔板压降192.7.2提馆段筛板的流体力学验算塔板压降212.8 塔板负荷性能图232.81 精镯段塔板负荷性能图232.82 提储段塔板负荷性能图26第三章设计结果一览表30第

5、四章板式塔结构314.1 塔顶空间314.2 塔底空间314.3 人孔314.4 塔高31第五章致谢34参考文献35第一章绪论1.1 精值条件的确定本精谯方案适用于工业牛产中苯-甲苯溶液二元物系中进行苯的提纯。精福塔苯塔的产品要求纯度很高，而旦要求塔顶、塔底产品同时合格，般的精储温度限制远远达不到这个要求。故在实际生产过程限制中只有采纳灵故板限制才能达到要求。故茶塔采纳温差限制。1.1.1 精馆的加热方式蒸懒釜的加热方式通常采纳间接蒸汽加热，设出再沸器。有时也可采纳干脆蒸汽加热。然而，干脆蒸汽加热，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状况下，塔底残液中易挥发组

6、分的浓度应较低，因而塔板数稍有增加。采纳干脆蒸汽加热时，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 精馆的进料状态.进料状态干脆影响到进料线（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：若采纳冷进料，在分别要求肯定的条件下所需理论板数少，不需预热器，但塔釜热负荷（一般需采纳干脆蒸汽加热）从总热量存基本平衡，但进料温度波动较大，操作不易限制：若采纳露点进料，则在分别要求肯定的条件下，所需理论板数多，进料前预热淞负荷大，能耗大，同时精询段与提值段上升蒸汽量改变较大，操作不易限制，受外界条件影响大。泡点进料介于二者

7、之间，最大的优点在于受外界干扰小，塔内精幅段、提储段上升蒸汽量改变较小，便r设计、制造和操作限制.故此设计采纳泡点进料。1.1.3 精馆的操作压力精微操作在常用下进行，因为苯沸点低，适合于在常压下操作而不须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液体（不是混合气体）。所以，不必要用加压或减压精馈。另一方面，加压或减压精镭能量消耗大，在常压下能操作的物系一般不用加压或减乐精储。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，尽址采纳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、平安、低消耗的原则.为此，必需详细考虑

8、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，首先必需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秘定，从而须要实行相应的措施。其次所定的设计方案须要有肯定的操作弹性，各处流出:应能在肯定范围内进行调整，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调整阀门，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，要考虑必需装理的仪表（如温度计、压强计，流量计等）及其装置的位理，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而梢助找出不正常的缘由，以便实行相应措施。1.2.2满意经济上的要求要

9、节约热能和电能的消耗，削减设备及堪建费用。如前所述在蒸储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，也能削减电能消耗。又如冷却水出口温度的凹凸，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膨响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。1.2.3保证平安生产例如聚尿有毒物料，不能让其蒸汽充满车间.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我空，都会使塔受到破坏，因而须要平安装苴。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，对第个原则应作较多的考虑，对其次个原则只作定性的考虑，而对第：个原则只要求作一般的

10、考虑.其次章设计计算2.1 设计方案的确定本设计采纳连续精幡流程，饱和液体进料。塔顶上升蒸汽采纳全凝器冷凝，冷凝液在泡点卜.一部分回流至塔内，其余部分经产品冷却器冷却后送至储Si1.该物系属于易分别物系，最小回流比比较小，故操作回流比取最小回流比的2倍塔釜采纳饱和蒸汽间接加热，塔底产品冷却后送至储罐.2.2 精慵塔的物料衡算2.2.1 原料液进料量、塔旗、塔底摩尔分率（生产实力）进料量IF=85000t/年苯的摩尔痂量MA=78.11KgZmo1.甲苯的摩尔质量M=92.1.3Kgmo1.0.4/78.11X。=0.4/78.11+0.6/92.130.98/78.11().98/7.11+0

11、.02/92.130.02/78.11=0.9830.02/78.11+0.98/92.13=0.024总物料衡算苯物料衡算联立解得：D=59.43Kmo1.1.W=77.57Kmo1.h2.2.2 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量Mf=0.4478.11+(1-0.44)x92.13=85.9612(Kg/kno1.)Mn=0.98378.11+(1-0.983)x92.13=78.40(KKho1.)Mw=0.02478.11+(1-0.024)92.13=91.79(g/kno1.)223物料衡算原料处理量F=-8500(KX)O=37102(jtfpF=D+W=1.31ho1.h0

12、.44F=0.983D+0.024VV2.3 塔板计算23.1理论板数NT的求取(1)相对挥发度的求取查温度却成图得m8(Ctw=926*C(由表2)当取td=8()C时P；=I01.33MA=40和%=*=2.53rB当取t,=926C时/；=146.004Ap,Pj=58.943P,=A=2.48Pha=Ja1.a2=-2.53x2.48=2.5(2)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U=M=O.44,依据相平衡方程有axp2.5xM=.=,1.+(-I)XPI+1.5.r最小回流比为3=，叵一f2q=1.44-1.X,.I-Xr对于平衡曲线不正常状况下，取

13、回流比R=(1.1-2)RR=1.5Rmin=2.16(3)精值塔的气、液相负荷1.=RD=2.f)59.43=128.37(Kmoifh)V=(1.+e)D=(1.+2.16)59.43=187.80(K加制1.=RD+qF=2659.43+1371=265.37(Kno)V=(+1)D-(1-84.v,+0.311=0.715X,=-=0.5012.5-1.5ysyt=0.684+0.311=0.654XIj=-_=0.432.5-1.5V5,.Xti=0.43f=0.44故精饱段理论板数n=7用提倒段操作线和相平衡方程接着逐板计算:y9=1.413x1.t-0.01=0.60-9=-3=

14、0.3752.5-1.5y9X(I=I.413玉一0.01=0.52X0=-=0.3025-1.5y1.1.=1.413x1.0-0.01=0.42X1=-=0.222-5-1.-5y1.1.)12=I.4311-0.01=0.15.V13=-=0.15122.5-1.5y1,y1.j=I.413xi2-0.01=0.09.rn=-=0.09n2.5-1.5y1,yu=1.41.3,r13-0.01=0.12Xu=0.052.5-1.51nXS=I.413XM-0.01=0.06X.=-=0.02625-1.5wy1.6=1.413s-0.01=0.026.r16=%一=0.010162.5-

15、1.5加VA16=O.OI()-,v=0.04故提储段理论板数n=8(不包括再沸器)23.2全塔效率的计算由td=8()rtw=92.6计算出tm=935C依据表6分别杳得米、甲素在平均温度下的粘度内差法计算出4=0271(mPaS),为=0.278(】Pas)平均粘度由公式，得M=0.44O.271+0.56X0.278=O.215(mPaS)依据奥康奈尔（Oconne1.D公式计算全塔效率号E1=0.49（叫尸=0.49X（2.5X0.275产=0.5372.3.3求实际板数精馄段实际板层数N,=_=13(块)”0.537提懒段实际板层数QNBf=一=15(块)0.537全塔共有塔板28块

16、，进料板在第14块板。23.4有效塔高的计算精储段有效塔高ZI=(13-1.)x0.4=4.8m提憎段有效塔岛Z2=(15-I)0.4=5.6m在精饱段和提情段各设人孔一个，高度为600mm.故有效塔高Z=4.8+5.6+0.62=116t2.4 精馅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JK力P=IO1.3kPa每层塔板压降P=0.7kPa进料板压力PF=I()1.3+O.7I3=110.4kPa塔底操作压力匕力01.3+0.7x15=111.8kPa精储段平均压力*=(101.3+1)0.4)/2=105.85kPa提一段平均压力=(110.4+111.8)/2

17、=11IJkPa2.4.2 掾作温度的计算塔顶温度，=80C进料板温度=92.6*C塔底温度Q=07C精惚段平均温度%=80+92.6)2=86.3C提馆段平均温度%=92.6+107)2=99.8C2.4.3 平均摩尔炭的计算塔顶平均摩尔质量计算由由X。=X=0.983带入相平衡方程,得X,=0.959MAS=095978.11+(I-0.959)92.13=78.69(.?/kmo1.)=0.98378.11+(1-0.983)92.13=78.35(依/kmo1.)进料板平均摩尔质量计算由上面理论板的算法，得=0654,f=0.43监J=0.654x78.i1.+(1.-0.654)92

18、.13=82.96()M,=0.4378.11+(I-0.43)92.13=86.1(X/kmo1.)塔底平均摩尔质量计算由XW=OO1.,由相平衡方程，yw=0.026AfVWC=002678.11+(1-0.026)x92.1.3=91.77(*g/kmo1.)Mrw=0。178H+(1.-0.0)92.13=91.99(/kmo1.)精憎段平均摩尔质量Mv=吏.35;82.96=8。.655(依/女”。/)M=叁等业=82.4。的/加M提储段平均摩尔质量Mv.=82%；91.77=8737(J/kmoi)M1.=86.10+91.99=S9.05(kgkmo1.)2.4.4 平均密度的计

19、算气相平均密度计算由志向气体状态方程计算.精幅段的平均气相密度即PMvm105.85x80.66.b-=yri=2.86(依/m)RrM8.314(86.3+273.15)P，M111.1x87.37提储段的平均气相密度RT8.3I4(99.8+273.I5)液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即/=V+v/P1.,/Ps/Put由S=8(C,查手册得PA=815kg/mypb=810/m塔顶液相的质量分率求得%=0.9810.980.02ia0i.,Wriir就得05=814.幽/m由=92.06T查共线图得p=800.9j/n0.390.61P1.J800.09.797.63PB=79

20、163kg/wr,塔顶液相的质纸分率_=0.390.43x78.1I+(1-0.43)92.13得PM=800依/mc塔底液相平均宓度的计算由r=IO7C,p=783.96必!nPR=783.3j/ni塔顶液相的质量分率=0.0850.01x78.110.01x78.11+(1-0.01)x92.13I0.0851-0.085窗叽-783.96，783.3得P.w,=73OAgw精储段液相平均密度为吟迎:80745(依加)提储段液相平均密度为%=图詈=765(机面)2.4.5 液体平点表面张力的计算由公式：=v11t-1.a塔顶液相平均表面张力的计算由(D=80r.杳手册4=21.27(wnV

21、n)=21.69(wrn)3=0.98321.27+0.017X21.69=21.2S(mNm)b.进料板液相平均表面张力的计算由f=9206C,含共线图得1.=1.9.75(，N/m)f1.=20.42(,/m)tf,v=0.431.9.75+0.5720.42=20.13(，NI力c塔底液相平均表面张力的计算由w=IO7C,查共线图得i=18.O2(w1V/m)=18.87(，HN/tn)%.=OO1.X18.02+0.9918.87=18.86(JN/m)精憎段液相平均表面张力为21.28+20.13T=20.2(mNm)提饱段液相平均表面张力为m及杳手册得塔顶液相平均黏度的计算由to=

22、8o,查共线图得1=0.308(?Pas)tt=0.31(mPas)fj1.1.u=0.983X0.308+0.017x0.311=0.308(，”PaS)a.进料板液相平均黏度的计算由=92.06C,查共线图得“4=0.273(，Pa-5);i=0.286(IPas)wk=-2730.43+0.570.286=0.28(h,us)b塔底液相平均黏度的计算由=IO7C,查共或图得*=0.257QPs)fi-0.26(.y)Xz.h=001X0.24+0.99X0.257=0.26(nPa-s)精微段液相平均黏度为=0294(提微段液相平均黏度为0.280+0.26=0.27(mPa-s)2.4

23、.7 气液负荷计算精储段：V=(+1)D=(2.16+1)59.43=187.8O%=fg=g陋竺“47”36OO%n3600x2.861.=D=2.16x59.43=128.37mo1.s=*-=四X=O.0036，“360tw3600x807.45提惚段:V=(+I)D+(7-1)F=(2.16+I)x59.43=I87.8wVAf.s187.887.37,.z.Vs=-=1.46m/s360OpVE3600x3.13=D+F=2.I659.43+1x137=2653IkmOtfh3=三F-S2.5 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、分别效率、塔的操作弹性，以及

24、塔的安装、检修等都有关,可参照下表所示阅历关系选取。表2.1板间距与塔径关系塔径D,m0.3050.50.80.81.61.6-2.42.44.0板间距Ht,min2-3OO250-350300-450350600400600对精馆段，初选板间距H=0.40w.取板上液层高度=0.06m,H-h1.=0.40-0.06=0.34i*f0三6Y80745f0041VsKpJI147人2.86)代史密斯关联图得Q（I=O.070：依式校正物系表面张力为=20.99,MVznBj可取平安系数为07,则（平安系数0.60.8）,n14I4x1.47,D=.=,|=1.478?VmiV3.14x0.85

25、7M=0.7ui1.=0.71.224=0.857m/按标准塔径圆整为1.6m,则空塔气速0.73m对提馆段；初选板间距H1.0.40m.取板上液层离度t=0.06”?,故-%=SOMnt：叵但J.还丫当=0.0921%大AJ1463.13j查史密斯关联图得C2o=0065:依式校正物系表面张力为。=19.58MN/耐可取平安系数为07,则（平安系数0.67.8）,故U=0.7nui=0.71.01.=0.707，/Sn瓯I4x1.46,D=./=,=1.62，”YmV3.140.707按标准,塔径圆整为20m.则空塔气速0.46nse将精懦段和提溜段相比较可以知道二衣的塔径不样，依据塔径的选

26、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 溢流装置计算精博段因塔径D=2m,可选用单溢流弓形降液管，采纳平行受液盘。对精储段各项计算如下：a）溢流地长/“：单溢流区/“=（0.60.8）D,取堰长为/,=0.60D=0.602g1.2mb）出口出高儿:hw=h%w/“/0=0.60,0.0036x3600nv1.2查液流收缩系数计鸵图可以图2.1修湎收缩系数计兑图查得E=1.o4,则理=咨X1.O4/2=0.0|4，I(XX)U.)10I1.2)故h=At-hm.=0.06-0.014=0.046mC)降液管的宽度期,与

27、降液管的面积心：由JD=().()6查弓形降液管的宽度与面积图rm2图2.2弓形降液管的宽度与面枳WJD=0.124Af/=0.056=0.124D=0.124x1.2=0.19811A,=().072-Dj=0.072x1.61=0.113n1f44利用e=当誓上计算液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,即。=您&41.=i2.56S(大于5s,符合要求)1.hd)降液管底隙高度九：取液体通过降液管底隙的流速：=0.08，/S(0.07-0.25ms)依式0.0375，”0.0036x360036000.08.2htt-hu=0.046-0.0375=0.0085/m0.006m满意条件，

28、故降液管底隙高度设计合理e）受液盘采纳平行形受液盘，不设进堰口，深度为60mm提博段因塔径D=2m,可选用单溢潦弓形降液管，采纳平行受液盘,对精镯段各项计算如：a）溢流堰长小堆溢流区M=（0.6-0.8）D,取堰长/“为O6OD=O.6Ox2O=1.2mb)出口展高%：jm,=t-h()w一八40363600no1./0=0.60,右=-Tj-=9.81IuI/查液流收缩系数计尊图可以得到液流收缩系数E.杳得E=1.04.则().0036x3600f=0.014.故儿=ji-fn,=0.06-0.014=0.046JC）降液管的宽度也与降液管的面积A,：由IJD=0.60查弓形降液管的宽度与面

29、积图可得W11ID=0.124AjAr=O.056W；=O.124D=O.I24I.2=O.198nAf=0.056X-D2=0.05622=O.II3/,44利用=3*以计和液体在降液管中停留时间以检验降液管面积,G3600A6r=5.26（大于5s符合要求）3600x0.113x0.40().0086x3600所以设计中不会发生液泛现象(4)算沫夹带雾沫夹带按下式计算:Pv5.7X1.O-Y%b,1.2545.7x10(0刀20.11x1()7X(0.4-0.15)=O.OIO4K液/心气斯11m稳定系数为K=u0u0min=10.35/5.08=1.71.5故在本设计中无明显漏液.2.7

30、.2类馆段缔板的流体力学改售塔板压降(D干板阻力计算。干板阻力由下式计算:由4b=53=1.67,查筛板塔汽液负荷因子曲线图得2gP,.J_X3.13JK),2829.8ix765xk0.84j故C=O.84=0.03Im气体通过液U的阻力计算T=4.4C；J0.0056+0.13P1.1Py-4.4x0.84XJb.00560.1.3上.046+0.6141.-0.00)y三3.1.92.576+19.511.,y整理得：V1=0.5252.576+19.516/：”在操作范围内，任取几个/：值，依上式计匏出匕值，计算结果列于下表2.5漏液跷计算结果1.i/(wjIs)0.0030.0040

31、.0050.0060.01VJmi/s)0.920.920.930.940.80由上表数据即可作出湖液线1（2）算沫夹带线以以A=0.1总液/kg气为限，求求1.：的关系如下:57x1.0产Hf耳=0.336匕1.-A,3.14-0.113w=2.84IOrX1.4XJ*=严=0.614：:0hf=2.5%=2.5(.,+唠)=0.12+15WPt=5.7+19.500.28-1.541/00.336匕产=0.1V=4.095-22.53”3在操作范围内，任取几个。值，依上式计尊出匕值，计算结果列于下表表2.6液沫夹带规计算结果：/（，S）O,。？0.OO1.0.0050.0060.01Hr=

32、0.4n,h=O.()46w=0.5代入(r+u)=p+u+rf整理得：匕?=12.95-25.9甲-894.3A：在操作范围内，任取几个1.S值，依上式计算出VS值,计算结果列于表表2.71.s/(m,s)0.0030.0010.0050.0060.01Vs/(m3s)12.412.2812.1712.0611.66第三章设计结果一览表项目符号单位计算数据精惚段提留段各段平均压强PmkPa105.85111.1件段平均温度tmC86399.8平均流氏气相Vsn3s1.471.46液相Isn3s0.0360.086实际塔板数N块78板间距Hrm0.400.40塔的有效百度Zin4.85.6塔径

33、Dm22空塔气速Um0.730.46塔板液流形式单流型单流型溢流管型式弓形弓形堰长1.in1.21.2政高hwm0.0460.04溢流垠宽度Wdm0.1980.198管底与受业盘距离km0.03750.09板上清液层高度hi.m0.060.06孔径去min5.05.0孔间距tmin202()孔数n个72197219开孔面积m20.1420.142筛孔气速小m/s10.3510.35塔板压降HpkPa0.5250.540液体在降液管中停留时间$5.265.26降液管内消液层高度Hdin0.1270.13雾沫夹带Akg液kg气0.007320.00657负荷上限雾沫夹带限制雾沫夹带限制负荷下限漏液

34、限制漏液限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、除沫器等附属装置。除一般塔板按设计板间距安装外，其他处依据须要确定其间距。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Ho=1.2/4.2 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确定。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1.2m的间距，大塔可大于此值。本塔取HB=1.5（m）4.3 人孔一般每隔68层塔板设一人孔。设人孔处

35、的板间距等于或大于600mm,人孔直径一股为450500mm,其伸出塔体得筒体长为200250mm,人孔中心距操作平台约8001200mm.本塔设计每7块板设一个人孔,共两个,即册=4（个）4.4 塔高H=（-nr-nf,-1.）H+nfH,+nrHp+Ho+HB=（28-1.-4-1.）0.4+1.0.8+20.6+1.2+1.5=14.5，”故全塔高为14.5m,另外由于运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a1条和甲条的物理性质项目分子式分子麻M沸点（IC）临界谓度tc（C）临界压强PC（kPa）笨ACf1.H678.1180.1288.568

36、33.4甲笨BC6H5-CHj92.13110.63!8.574107.7表2笨和甲装的饱和蒸汽压涉度I）C80.1859095100105105Pi0.kPa101.33116.9135.5155.7179.2204.2240PjkPa40.046.054.063.374.386.0IOK33表3常温下家一甲苯气液平衡数据（2J：&例1一1网表2）温度C80.1859095100105液相中苯的摩尔分率1.00。0.7800.5810,-1120.2580.130汽相中装的摩尔分率1.0000.9000.7770.6300.4560.262表4纯组分的表面张力（1：鸟”附录图7）温度8090

37、I(K)IIO120米/MjVrn21.2720.()618.8517.6616.49甲米mN/m21.6920.5919.9418.4117.31表Ei组分的液相容度（1:R2附录图8）温度（C）8090I(X)IIO120笨.kgi815803.9792.5780.3768.9甲茶.kgn810800.2790.3780.3770去6液体粘度i（1；65)温度（08090100HO120笨(mPt1.s)0.3080.2790.2550.2330.215甲苯（mPJ）0.3110.2860.2640.2540.228表7常睡下笨一一甲笨的气液平衡数据温度Ic液相中苯的摩尔分率X气相中笨的摩

38、尔分率y110.560.(X)0.00109.911.0()2.50108.793.007.11107.615.0011.2105.0510.020.8102.7915.029.4KX).7520.037.298.8425.044.297.1330.050.795.5835.056.694.()940.()61.992.6945.066.791.4050.071.390.1155.075.580.8060.079.187.6365.082.586.5270.085.785.4475.088.584.4080.091.283.3385.093.682.2590.095.981.1195.098.080.6697.098.880.2199.099.6180.011.(X).()1.(X).0第五章致谢两个星期的课程设计最终完九此次的课程设计让我感受很多，不仅仅是学问上的学习和驾驭，同时也让我明白了很多做人的道理。通过此次课程设计，使我更加扎实的驾驭了仃关化工原理方面的学问，在设计过程中虽然遇到了些问卷,但经过次乂-次的思索，一遍又一遍的检查最终找出r缘由所在，也暴露出了前期我在这方面的学问欠缺和阅历不足。实践出真知，通过亲自动手制作，使我们驾驭的学问不再是纸上淡兵。在起先阶段，老师让我们了解一些基本学问，当自己照着学习指导上的内容完成这次的设计。住设计过程中，我仔细的去学习和探讨