化工原理课程设计浮阀塔.doc

板式连续精馏塔设计任务书一、设计题目：分离苯甲苯系统的板式精馏塔设计 试设计一座分离苯甲苯系统的板式连续精馏塔，规定原料液的年解决量为 50000 吨，原料液中苯的含量为 35 %，分离后苯的纯度达成 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 每年300天，天天24小时运营。五、厂址厂址拟定于天津地区。六、设计内容 1. 设计方案的拟定及流程说明2. 塔的工艺条件及有关物性数据的计算3. 精馏塔的物料衡算4. 塔板数的拟定5. 塔体工艺尺寸的计算6. 塔板重要工艺尺寸的设计计算7. 塔板流体力学验算8. 绘制塔板负荷性能图9. 塔顶冷凝器的初算与选型10. 设备重要连接管直径的拟定11. 全塔工艺设计计算结果总表12. 绘制生产工艺流程图及主体设备简图13. 对本设计的评述及相关问题的分析讨论目 录一、绪 论1二、设计方案的拟定及工艺流程的说明22.1设计流程22.2设计规定32.3设计思绪32.4设计方案的拟定4三、全塔物料衡算53.2物料衡算5四、塔板数的拟定64.1理论板数的求取64.2全塔效率实际板层数的求取7五、精馏与提馏段物性数据及气液负荷的计算95.1进料板与塔顶、塔底平均摩尔质量的计算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液相液体表面张力的计算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的计算146.1塔径的计算146.2塔板重要工艺尺寸计算156.3塔板布置及浮阀数目与排列17七、 塔板流体力学的验算及负荷性能图197.1塔板流体力学的验算197.2塔板负荷性能图22八、塔的有效高度与全塔实际高度的计算27九、浮阀塔工艺设计计算总表28十、辅助设备的计算与选型3010.1塔顶冷凝器的试算与初选3010.2塔重要连接管直径的拟定31十一、对本设计的评述及相关问题的分析讨论3313.1设计基础数据3613.2附图38一、绪 论 化工原理课程设计是综合运用化工原理课程和有关先修课程（物理化学，化工制图等）所学知识，完毕一个单元设备设计为主的一次性实践教学，是理论联系实际的桥梁，在整个教学中起着培养学生能力的重要作用。通过课程设计，规定更加熟悉工程设计的基本内容，掌握化工单元操作设计的重要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力，问题分析能力，思考问题能力，计算能力等。 精馏是分离液体混合物（含可液化的气体混合物）最常用的一种单元操作，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），使气液两相多次直接接触和分离，运用液相混合物中各组分的挥发度的不同，使易挥发组分由液相向气相转移，难挥发组分由气相向液相转移，实现原料混合液中各组分的分离。根据生产上的不同规定，精馏操作可以是连续的或间歇的，有些特殊的物系还可采用衡沸精馏或萃取精馏等特殊方法进行分离。本设计的题目是苯-甲苯连续精馏筛板塔的设计，即需设计一个精馏塔用来分离易挥发的苯和不易挥发的甲苯，采用连续操作方式，需设计一板式塔将其分离。二、设计方案的拟定及工艺流程的说明2.1设计流程 本设计任务为分离苯、甲苯混合物。对于二元混合物的分离，采用连续精馏流程。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。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内，其余部分经产品冷凝器冷却后送至储罐。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的1.7倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。3 图2-1 精馏工艺流程图 图2-2 单塔工艺流程简图2.2设计规定 总的规定是在符合生产工艺条件下，尽也许多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。精馏塔对塔设备的规定大体如下：生产能力大，即单位塔截面大的气液相流率，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的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。 流体阻力小，流体通过塔设备时阻力降小，可以节省动力费用，在减压操作是时，易于达成所规定的真空度。 有一定的操作弹性，当气液相流率有一定波动时，两相均能维持正常的流动，并且不会使效率发生较大的变化。 结构简朴，造价低，安装检修方便。 能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等本次实验我们根据所给条件设计出塔的各项参数及其附属设备的参数。2.3设计思绪 在本次设计中，我们进行的是苯和甲苯二元物系的精馏分离，简朴蒸馏和平衡蒸馏只能达成组分的部分增浓，如何运用两组分的挥发度的差异实现高纯度分离，是精馏塔的基本原理。事实上，蒸馏装置涉及精馏塔、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。蒸馏过程按操作方式不同，分为连续蒸馏和间歇蒸馏，我们这次所用的就是浮阀式连续精馏塔。蒸馏是物料在塔内的多次部分汽化与多次部分冷凝所实现分离的。热量自塔釜输入，由冷凝器和冷却器中的冷却介质将余热带走。在此过程中，热能运用率很低，有时后可以考虑将余热再运用，在此就不叙述。要保持塔的稳定性，流程中除用泵直接送入塔原料外也可以采用高位槽。 塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设立。在这里准备用全凝器，由于可以准确的控制回流比。本次设计是在常压下操作。 由于这次设计采用间接加热，所以需要再沸器。回流比是精馏操作的重要工艺条件。选择的原则是使设备和操作费用之和最低。在设计时要根据实际需要选定回流比。本设计采用连续精馏操作方式、常压操作、泡点进料、间接蒸汽加热、选R=1.7Rmin、塔顶选用全凝器、选用浮阀塔。2.4设计方案的拟定 本设计任务为分离苯一甲苯混合物。由于对物料没有特殊的规定，可以在常压下操作。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。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人精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，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。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5-1.7倍。塔底设立再沸器采用间接蒸汽加热，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、塔底产品的平均摩尔质量 苯的摩尔质量： 甲苯的摩尔质量： =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/kmol) =0.011778.11+0.988392.13=91.965(kg/kmol) 3.2物料衡算 原料解决量：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和平衡线交点画图的出。（附图1）四、塔板数的拟定 4.1理论板数的求取 苯-甲苯属抱负体系，可采用图解法球理论板层数。 由手册查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出t-x-y图与x-y图。 作图法求最小回流比及操作回流比。如图1-1。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：(涉及再沸器) 进料板位置： 4.2全塔效率实际板层数的求取 全塔效率 根据塔顶，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： 由精馏段与提馏段的平均温度，依据安托尼方程，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， ， 又由于平均温度为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、精馏与提馏段物性数据及气液负荷的计算5.1进料板与塔顶、塔底平均摩尔质量的计算 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：， 进料板液相的质量分数为 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液相液体表面张力的计算 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=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-甲苯参数如下: 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 =(99.6+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的计算6.1塔径的计算 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 塔截面积为 ： 实际空塔气速 精馏段： 提馏段： 6.2塔板重要工艺尺寸计算 因塔径D=1.4m，可造用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。各项计算如下：（1）堰长: 取=0.6D=0.84m（2）溢流堰高度由 选用平直堰，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。选用凹形受液盘，深度。6.3塔板布置及浮阀数目与排列 取阀孔动能系数=10，由公式，求孔速 由式N=求每层板上的浮阀数 即=132（块）; =135（块） 取边沿区宽度=0.06m 破沫区宽度=0.092m 按式计算鼓泡区面积 即R= 浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m,则可按下式估算排间距，即 精馏段 提馏段 考虑到塔的直径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承与衔接也要占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用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式作图，得阀数N=140个图6-1 塔板阀门布置图 按N=140个重新核算孔速及阀孔动能因数 阀孔动能因故变化不大，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，所以满足规定。七、 塔板流体力学的验算及负荷性能图7.1塔板流体力学的验算 塔板液体力学验算得目的是为了检查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，验算项目如下：1）气相通过浮阀塔的压强降 每层塔板静压头降可按式 计算压力降式中： 与相称得液柱高度， 与相称得液柱高度， 与相称得液柱高度， 与相称得液柱高度，（1）计算干板静压头降 由于浮阀所有启动前后，其干板阻力的计算规律不同，故在计算干板压降前，一方面需拟定 临界孔速。临界孔速 是板上所有浮阀所有启动时，气体通过阀孔得速度，以表达 因， ，（2）板上充气液层阻力 本设计分离苯和甲苯的混合液，即液相为碳氢化合物，可取充气系数 由公式 （3）克服表面张力所导致的阻力 因本设计采用浮阀塔，其很小，可忽略不计。因此，气体流经一层浮阀塔板的压降相称的液柱高度为： 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，降液管内必须维持一定高度的液柱。降液管内的清液及高度用来克服相邻两层塔板间的压强降、板上液层阻力和液体流过降液管的阻力。因次，降液管中清夜层高度可用下式表达： 式 且（1） 与气体通过塔板的压降相称的液柱高度 （2） 液体通过降液柱的压头损失，因不设进口堰，按计算 （3） 板上液层高度，取 因此 为了防止液泛，应保证降液管中当量清液层高度不超过上层塔板的出口堰。按式：，是考虑到降液管内充气及操作安全两种因素的校正系数. 对一般物系，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, 可见从而可知符合防止液泛的规定。3) 雾沫夹带量（1）通常，用操作时的空塔气速与发生液泛时的空塔气速的比值为估算雾沫夹带量的指标，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。从以上计算的结果可知，其泛点率都低于80%，所以雾沫夹带量能满足的规定。7.2塔板负荷性能图 当塔板的各相结构参数均已拟定后，应将极限条件下的关系标绘在直角坐标系中，从而得到塔板的适宜气、液相操作范围，此即塔板的负荷性能图。负荷性能图由五条线组成。1）雾沫夹带线 当气相负荷超过此线时，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。对于一定的物系及一定的塔板结构，式中均为已知值，相应于的泛点率上限值亦可拟定，将各 已知故代入上式，便得出的关系式，据此做出雾沫夹带线. 对常压，塔径900 的大塔，取泛点率=80%为其雾沫夹带量上限，则：按泛点率为80%计算如下： 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式算出相应的表7-1 雾沫夹带线数据 0.0010.0062.272.150.0010.0062.132.0192）液泛线由公式： 拟定的液泛线，忽略式中的，得： 物系一定，塔板结构尺寸一定，则及等均为定值，而与又有如下关系，即 式中阀孔数N与孔径亦为定值，因此，可将上式简化得 在操作范围内任取若干个值，依2式算出相应的值列于附表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 当降液管尺寸一定期，若液体流量超过某一限度使液体在降液管的停留时间过短，则其中气泡来不及释放就带入下一层塔板，导致气相返混，减少塔板效率。 规定液体在降液管内的停留时间秒，取秒计算，则如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的下限，则 求出上限液体流量值。在图上做出液相负荷上限线为与气体流量无关的竖直线。4）漏液线 对F1型重阀，当时，泄漏量接近10%为拟定气相负荷下限的依据。F1型重阀，取 计算，则 又知 ，则 以F0=5作为规定气体最小负荷的标准，则 据此做出与液体流量无关的水平漏液线（4）。5）液相负荷下限线 为保证板上液流分布均匀，提高接触效果，取堰上液层高度作为液相负荷下限条件。依下列的计算式 计算出的下限值，依次做出液相负荷下限线，该线与气相流量无关的竖直直线 取E=1,则，则： 由以上五条线在直角坐标上作图，五条线所围成的区域即为适宜操作区。 根据以上五个方程可分别做出塔板负荷性能图上的（1）、（2）、（3）、（4）及（5）共五条线，见附图4。由塔板负荷性能图可以看出：（1）任务规定的气、液负荷下的操作点P（设计点），处在适宜操作区以内的适中位置。（2）塔板的气相负荷上限由雾沫夹带控制，操作下限由漏液控制。（3）按照固定的液气比，由附图4查出塔板的气相负荷上限， 和下限， ， 操作弹性= 设计塔板时，应适当调整塔板结构参数，使操作点在图中位置适中，以提高塔的操作弹性。八、塔的有效高度与全塔实际高度的计算塔体有效高度 根据化工工艺设计手册(第四版)每6块板开一人孔，26/64，人孔数为4，高度为0.8m 故有效高度 塔顶层空间的高度，取。 塔底空间的高度，塔釜停留时间取，则取。 塔顶封头的拟定 。 裙座高度的拟定，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的重要结果汇总于表如下：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边沿区宽度/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/Pa540.91531.5927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、辅助设备的计算与选型 10.1塔顶冷凝器的试算与初选 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） 根据S=42.61 选用F600IV-0.6-42.6查手册可知选择的尺寸如下： 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 若选择该型号的换热器，则规定过程的总传热系数为： K=547.2 与原设值接近所以选择F600IV-0.6-42.6型号换热器10.2塔重要连接管直径的拟定（1） 塔顶蒸汽出口管径因塔顶出口所有为气体流速u取530之间故取流速u=20m/s 故可选取无缝钢管，d=245mm。 验算实际流速 满足规定（2） 回流液管径 由于苯和甲苯属于易燃、易爆液体，需流速u1m/s 故取流速u=0.5m/s 故可选取无缝钢管，d=81mm。 实际流速 满足规定（3）进料管径 同上，取u=0.5m/s = 选取无缝钢管，d=81mm。 实际流速 满足规定（4）塔底出口管径 同上，取u=0.5m/s = 选取无缝钢管，d=117mm。 实际流速: 满足规定 （5）再沸腾加热蒸汽管径 同（1），取u=20m/s 选取无缝钢管，d=245mm 满足规定十一、对本设计的评述及相关问题的分析讨论 1.对本设计的评述 工程设计自身存在一个多目的优化问题，同时又是政策性很强的工作。设计者在进行工程设计时应综合考虑诸多影响因素，使生产达成技术先进、经济合理的规定，符合优质、高产、安全、低能耗的原则。一方面，要满足工艺和操作的规定。所设计出来的流程和设备能保证得到质量稳定的产品。由于工业上原料的浓度、温度经常有变化，因此设计的流程与设备需要一定的操作弹性，可方便地进行流量和传热量的调节。设立必需的仪表并安装在适宜部位，以便能通过这些仪表来观测和控制生产过程。另一方面要满足经济上的规定。 要节省热能和电能的消耗，减少设备与基建的费用，如合理运用塔顶和塔底的废热，既可节省蒸汽和冷却介质的消耗，也能节省电的消耗。回流比对操作费用和设备费用均有很大的影响，因此必须选择合适的回流比。冷却水的节省也对操作费用和设备费用有影响，减少冷却水用量，操作费用下降，但所需传热设备面积增长，设备费用增长。因此，设计时应全面考虑，力求总费用尽也许低一些。最后还要保证生产安全 。生产中应防止物料的泄露，生产和使用易燃物料车间的电器均应为防爆品。塔体大都安装在室外，为能抵抗大自然的破坏，塔设备应具有一定刚度和强度。2.相关问题的讨论 本设计中规定分离的苯-甲苯物系，采用的是常压操作。进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中进料状态有多种，但一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这重要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，在泡点进料时，精馏段与提馏段的塔径相同，为设计和制造上提供了方便。因此，本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。精馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热，设立再沸器。冷却剂与出口温度。冷却剂的选择由塔顶蒸汽温度决定。冷却水出口温度取得高些，冷却剂的消耗可以减少，但同时温度差较小，传热面积将增长。冷却水出口温度的选择由本地水资源拟定，但一般不宜超过50，否则溶于水中的无机盐将析出，生成水垢附着在换热器的表面而影响传热。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的过程，耗能较多，如何节约和合理地运用精馏过程自身的热能是十分重要的。选取适宜的回流比，使过程处在最佳条件下进行，可使能耗降至最低。十二、参考文献1夏清，贾绍义.化工原理(上册）M.天津：天津大学出版社.2023。2夏清，贾绍义.化工原理(下册）M.天津：天津大学出版社.2023。3中国石化集团上海工程有限公司.化工工艺设计手册（上下册）M.第四版.北京：化学工业出版社.2023。4贾绍义，柴诚敬. 化工原理课程设计M.天津：天津大学出版社，2023。5黄璐,王保国.化工设计M.北京：化学工业出版社.2023。6谭蔚,聂清德.化工设备设计基础M.天津：天津大学出版社.2023 。十三、附录13.1设计基础数据表13-1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(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13-3苯和甲苯的液相密度温度t/()8090100110120815803.9792.5780.3768.9810800.2790.3780.3770.0表13-4苯和甲苯的表面张力温度t/()809010011012021.720.0618.8517.6616.4921.6920.5919.9418.4117.31表13-6苯和甲苯的液体粘度温度t/()80901001101200.3080.2790.2550.2330.2150.3110.2860.2640.2540.228表13-6苯和甲苯的液体汽化热温度t/()