苯—甲苯二元物系板式精馏塔的设计

设计题目 ： 苯——甲苯二元物系板式精馏塔的设计 2．设计条件 ：

常 压： p1atm（绝压） 处理 量： 85Kmol/h 进料组成： xF0.45

馏出液组成：xD0.98

釜液组成： xW0.03 （以上均为摩尔分率） 塔顶全凝器 泡点回流 回流比： R(1.12.0)Rmin 加料状态： q0.96 单板压降： 0.7kpa

3．设 计 任 务 ：

1.完成该精馏塔的工艺设计（包括物料衡算、热量衡算、筛板塔的设计计算）。 2．绘制带控制点的工艺流程图、塔板负荷性能图、精馏塔工艺条件图。 精馏塔设备条件图。

3．撰写精馏塔的设计说明书（包括设计结果汇总）。

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目 录

前 言....................................................................................................................... １ 摘 要....................................................................................................................... ２ 第一章 绪 论 .................................................................................................. ３

1.1精馏流程设计方案的确定 .................................................. ３ 1.2设计思路 ................................................................ ３

1.2.1精馏方式的选定 ............................................................................................................. ３ 1.2.2加热方式 ....................................................................................................................... ４ 1.2.3操作压力的选取 ........................................................................................................... ４ 1.2.4回流比的选择 ............................................................................................................... ４ 1.2.5塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择 ............................................................... ４ 1.2.6板式塔的选择 ............................................................................................................... ４ 1.2.7 关于附属设备的设计 .................................................................................................. ４

第二章 精馏塔工艺设计计算 .......................................................................... ６

2.1物料衡算 ................................................................ ６ 2.1.1塔的物料衡算 ............................................................................................................... ６ 2.2板数的确定 .............................................................. ６

2.2.1操作回流比的求取 ......................................................................................................... ６ 2.2.2 求精馏塔气液相负荷 .................................................................................................... ７ 2.2.3 操作线方程的确定 ........................................................................................................ ７ 2.2.4精馏塔理论塔板数及理论加料位置 ............................................................................. ７ 2.2.5全塔效率的计算 ............................................................................................................. ８

第三章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 .................................. １０

3.1操作压强 P的计算 ...................................................... １０ 3.2操作温度 .............................................................. １０ 3.3物性数据计算 .......................................................... １０

3.3.1平均摩尔质量计算 ..................................................................................................... １０ 3.3.2平均密度的计算 ......................................................................................................... １１ 3.3.3液体平均表面张力计算 ............................................................................................. １２ 3.4 精馏塔体工艺尺寸的计算 ............................................... １２

3.4.1塔径的计算 ................................................................................................................. １２ 3.5 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算 ....................................... １３

3.5.1精馏塔有效高度的计算 ............................................................................................. １３ 3.5.2溢流装置计算 ............................................................................................................. １３ 3.5.3塔板布置 ..................................................................................................................... １４ 3.6筛板的流体力学验算 .................................................... １５

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3.6.1塔板压降 ..................................................................................................................... １５ 3.6.2液沫夹带量ev的验算 ................................................................................................ １６ 3.6.3 漏液的验算 ................................................................................................................ １６ 3.6.4液泛验算 ..................................................................................................................... １６ 3.7塔板负荷性能图 ........................................................ １６

3.7.1 漏液线 ........................................................................................................................ １６ 3.7.2液沫夹带线 ................................................................................................................. １７ 3.7.3液相负荷下限线 ......................................................................................................... １７ 3.7.4液相负荷上限线 ......................................................................................................... １８ 3.7.5液泛线 ......................................................................................................................... １８ 3.8板式塔的结构 .......................................................... １９

3.8.1塔体结构 ..................................................................................................................... １９ 3.8.2 塔板结构 .................................................................................................................... ２０

第四章 热量衡算 ................................................................................................ 21

4．1热量衡算 ............................................................... 21 4.1.1塔顶热量 ......................................................................................................................... 21 4.1.2塔底热量 ......................................................................................................................... 21

计算结果总汇 .......................................................................................................... 23 致 谢....................................................................................................................... 24 参考文献 .................................................................................................................. 25 主要符号说明 .......................................................................................................... 26 主要符号说明 .......................................................................................................... 28 附录 ........................................................................................................................... 29

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前 言

课程设计是化工原理课程的一个非常重要的实践教学内容。不仅能够培养学生运用所学的化工生产的理论知识，解决生产中实际问题的能力，还能够培养学生的工程意识。健全合理的知识结构可发挥应有的作用。

此次化工原理设计是精馏塔的设计。精馏塔是化工生产中十分重要的设备。精馏塔内装有提供气液两相逐级接触的塔板，利用混合物当中各组分挥发度的不同将混合物进行分离。在精馏塔中，塔釜产生的蒸汽沿塔板之间上升，来自塔顶冷凝器的回流液从塔顶逐渐下降，气液两相在塔内实现多次接触，进行传质传热过程，轻组分上升，重组分下降，使混合物达到一定程度的分离。精馏塔的分离程度不仅与精馏塔的塔板数及其设备的结构形式有关，还与物料的性质、操作条件、气液流动情况等有关。本设计我们使用筛板塔。其突出优点为结构简单，造价低板上液面落差小，气体压强低，生产能力较大，气体分散均匀，传质效率较高。筛板塔是最早应于手工业生产的设备之一。合理的设计和适当的操作筛板塔能够满足要求的操作弹性而且效率高。采用筛板塔可解决堵塞问题适当控制漏夜实际操作表明，筛板在一定程度的漏液状态下，操作是板效率明显降低，其操作的负荷范围较泡罩塔窄，但设计良好的筛板塔其操作弹性仍可达到标准。

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，利用液相混合物中各组分挥发度的不同，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，实现原料混合物中各组分的分离。该过程是同时进行传热、传质的过程。为实现精馏过程，必须为该过程提供物流的贮存、输送、传热、分离、控制等的设备、仪表。由这些设备、仪表等构成精馏过程的生产系统，即本次所设计的精馏装置。

课程设计是让同学们理论联系实践的重要教学环节，是对我们进行的一次综合性设计训练。通过课程设计能使我们进一步巩固和加强所学的专业理论知识，还能培养我们分析和解决实际问题的能力。更能培养我们的创新意识、严谨认真的学习态度。

当代大学生应具有较高的综合能力，解决实际生产问题的能力，课程设计是一次让我们接触实际生产的良好机会，我们应充分利用这样的时机认真去对待每一项任务，为毕业论文等奠定基础。更为将来打下一个稳固的基础。

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摘 要

本次设计是针对二元物系的精馏问题进行分析、选取、计算、核算、绘图等，是较完整的精馏设计过程。我们对此塔进行了工艺设计，包括它的辅助设备及进出口管路的计算，画出了塔板负荷性能图，并对设计结果进行了汇总。

此次设计的筛板塔是化工生产中主要的气液传质设备。此设计的精馏装置包括精馏塔，再沸器，冷凝器等设备，热量自塔釜输入，物料在塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由塔顶产品冷凝器中的冷却介质将余热带走。本文是精馏塔及其进料预热的设计，分离摩尔分数为0.45的苯—甲苯溶液，使塔顶产品苯的摩尔含量达到98%，塔底釜液摩尔分数为3.0%。

综合工艺操作方便、经济及安全等多方面考虑，本设计采用了筛板塔对苯-甲苯进行分离提纯，塔板为碳钢材料，按照逐板计算求得理论板数为13。根据经验式算得全塔效率为0.538。塔顶使用全凝器，部分回流。精馏段实际板数为12，提馏段实际板数为14。实际加料位置在第13块板。精馏段弹性操作为3.12。塔径为1.4m。通过板压降、漏液、液泛、液沫夹带的流体力学验算，均在安全操作范围内。确定了操作点符合操作要求。

关键词：苯-甲苯、精馏、逐板计算、负荷性能图、精馏塔设备结构

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第一章 绪 论

筛板精馏塔是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。它的出现仅迟于泡罩塔20年左右，当初它长期被认为操作不易稳定，在本世纪50年代以前，它的使用远不如泡罩塔普遍。其后因急于寻找一种简单而价廉的塔型，对其性能的研究不断深入，已能作出比较有把握的设计，使得筛板塔又成为应用最广的一种类型。 1.1精馏流程设计方案的确定

本设计任务为分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用气液混合物进料，将原料液通过预热器加热至温度后送入精馏塔内。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，其余部分作为塔顶产品冷却后送至储罐。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2倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。流程参见附图。

1.2设计思路

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，简单蒸馏和平衡蒸馏只能达到组分的部分增浓，如何利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。实际上，蒸馏装置包括精馏塔、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筛板式连续精馏塔。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，热能利用率很低，有时后可以考虑将余热再利用，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。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。 1.2.1精馏方式的选定

本设计采用连续精馏操作方式，其特点是：连续精馏过程是一个连续定态过程，能小于间歇精馏过程，易得纯度高的产品。

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1.2.2加热方式

本设计采用间接蒸汽加热，加热设备为再沸器。本设计不易利用直接蒸汽加热，因为直接蒸汽的加入，对釜内溶液起一定稀释作用，在进料条件和产品纯度，轻组分收率一定前提下，釜液浓度相应降低，故需在提馏段增加塔板以达到生产要求，从而又增加了生产的费用，但也增加了间接加热设备。 1.2.3操作压力的选取

本设计采用常压操作，一般，除了热敏性物料以外，凡通过常压蒸馏不难实现分离要求，并能用江河水或循环水将馏出物冷凝下来的系统都应采用常压蒸馏。在化工设计中有很多加料状态，这次设计中采用气液混合物进料。 1.2.4回流比的选择

对于一般体系最小回流比的确定可按常规方法处理，但对于某些特殊体系，如乙醇水体系则要特殊处理，该体系最小回流比Rmin的求取应通过精馏段操作线与平衡线相切得到。而适宜回流比R的确定，应体现最佳回流比选定原则即装置设备费与操作费之和最低，我们推荐以下简化方法计算各项费用，从而确定最佳回流比。一般经验值为R=(1.1-2.0)Rmin.

1.2.5塔顶冷凝器的冷凝方式与冷却介质的选择

塔顶选用全凝器，因为后继工段产品以液相出料，但所得产品的纯度低于分凝器，因为分凝器的第一个分凝器相当于一块理论板。

塔顶冷却介质采用自来水，方便、实惠、经济。 1.2.6板式塔的选择

板式塔工艺尺寸设计计算的主要内容包括：板间距、塔径、塔板型式、溢流装置、塔板布置、流体力学性能校核、负荷性能图以及塔高等。其设计计算方法可查阅有关资料。着重应注意的是：塔板设计的任务是以流经塔内气液的物流量、操作条件和系统物性为依据，确定具有良好性能（压降小、弹性大、效率高）的塔板结构与尺寸。塔板设计的基本思路是：以通过某一块板的气液处理量和板上气液组成，温度、压力等条件为依据，首先参考设计手册上推荐数据初步确定有关的变量，然后进行流体力学计算，校核其是否符合所规定的范围，如不符合要求就必须修改结构参数，重复上述设计步骤直到满意为止。最后给制出负荷性能图，以确定适宜操作区和操作弹性。塔高的确定还与塔顶空间、塔底空间、进料段高度以及开人孔数目的取值有关，可查资料[2]。

表1-1 参数选取

项目

方式

压力 加料状态 加热方式

回流比

冷凝器 冷却介质 板式塔

选 取 连续精馏 常压 气液混合 间接蒸汽 R=(1.1-2.0)Rmin 全凝器 自来水 筛板塔

1.2.7 关于附属设备的设计 附属设备的设计主要有：

1）热量衡算求取塔顶冷凝器、冷却器的热负荷和所需的冷却水用量；再沸器的热负荷和所需的加热蒸气用量；

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2）选定冷凝器和再沸器的型式求取所需的换热面积并查阅换热器标准，提出合适的换热器型号；

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第二章 精馏塔工艺设计计算

2.1物料衡算

2.1.1塔的物料衡算

（1）苯的摩尔质量：MA78.11kg/kmol

甲苯的摩尔质量：MB=92.13kg/kmol

（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量：

MF0.4578.11(10.45)92.1385.82kg/kmolMD0.9878.11(10.98)92.1378.39kg/kmol

MW0.0378.11(10.03)92.1391.71kg/kmol（3）物料衡算

总物料衡算：FDW

即 DW85 …………………………………………（1）

DxWxwFxF易挥发组分物料衡算： D

即 D0.98W0.03850.45 …………………………………（2）

由(1)和(2)解得D=37.58kmol/h W=47.42 kmol/h 2.2板数的确定

2.2.1操作回流比的求取 （1）相对挥发度的计算

根据化学工程手册109页Antoine方程常数（有机物值）得

化合物 苯 甲苯 A 6.079 6.03055 B 1344.8 1211.033 C 219.482 220.790 温度范围℃ 6—137 -16—104

由表可知t的共用区间为6＜t＜104℃又因为甲苯的正常沸点为110.6℃，苯的沸点为80.1℃

所以80.1℃＜t＜104.0℃。 因此取10个温度点：81℃、82℃、85℃、87℃、℃、90℃、92℃、93℃、95℃、100℃

由于纯组分的饱和蒸气压与温度的关系通常可表示成如下的经验式

BlogpAtC。

当t=81℃时，将A、B、C分别代得：苯logpA06.03055甲苯：logpB06.0791344.8

81219.4821211.033

81220.790则pA0=104.1598kpa pB0=40.1850kpa

2）pA0=107.3915kpa pB0=41.5824kpa 3）pA0=117.66kpa pB0=46.0108 kpa 4）pA0=124.7240kpa pB0=49.1700 kpa 5）pA0=132.2361 kpa pB0=52.4965kpa 6）pA0=136.1225kpa pB0=.2251kpa 7）pA0=144.1584kpa pB0=57.8256kpa

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pA0=148.3kpa pB0=59.6953kpa 9）pA08)

pB0=63.5770kpa 10）pA0=180.0495kpa pB0=74.1720kpa 因为苯-甲苯属于理想物系所以乌拉尔定律代入=pA0/ pB0 则 1=104.1598/46.0108=2.0625

=156.

kpa

同理 α2=2.5826 α3=2.58 α4=2.5366 α5=2.5190 α6=2.5103

α7=2.4930 α8=2.4845 α9=2.4679 α10=2.4275

则 1023102.51 （2）求最小回流比及操作回流比。

qxFxn进料线方程为yn1 q1q1当q=0.96 xF=0.45时ye24xe11.25 x2.51x相平衡方程为y两式联立

1(1)x11.51x即 ye24xe11.25 ye2.51xe

11.51xe得 xe0.4412 ye0.65

xye0.980.65故最小回流比为：Rmin=D=1.41

yexe0.650.4412取操作回流比为：R=2Rmin=21.41=2.82 2.2.2 求精馏塔气液相负荷

LRD2.8237.58105.9756kmol/h精馏段：

V(R1)D(2.821)37.58143.5556kmol/h提馏段：

LLqF105.97560.9685187.5756kmol/hVV(1q)F140.1556kmol/h

2.2.3 操作线方程的确定 精馏段操作线方程：yn1提馏段操作线方程：yn1LDxnxD0.7382xn0.2565 VVLWxnxW=1.3383xn0.0102 VV2.2.4精馏塔理论塔板数及理论加料位置

采用相平衡方程与操作线方程式利用逐板计算法

ynx由y知xn联立精提馏段操作线方程

1(1)x(1)yn得 yn10.7382xn0.2565 yn11.3383xn0.0102 xq0.4444 yq0.5845

第一块塔板上升气相组成为y1=xD=0.98

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从第一块塔板下降的液体组成

x1 =y1/2.51-1.51y1=0.98/2.51-1.51 0.98=0.9513

由第二块塔板上升气相组成为

y20.7382x10.25650.73820.95130.25650.9587

同理 x20.0215 y30.0522 x30.8262 y40.86 x40.7210

x50.6623 y6=0.74 x6=0.5384 y7=0.6539 x7= 0.4295＜xq

因x7＜x9所以第8块塔板上升气相组成由提馏段操作线方程计算

则 y81.3383x70.01020.56

同理 x8=0.3406 y9=0.4456 x9=0.2434 y10=0.3155 x10=0.1551

y11 =0.1974 x11=0.02 y120.1092 x12=0.0466 y130.0522x130.0215xW 进料位置：第7块 精馏段需6块板 2.2.5全塔效率的计算

（1）查苯-甲苯的气液平衡数据，由内差法求得

98.6102.2tF102.2 得tF=99.20℃ tF30.020.045.020.0tD80.281.2tD81.2 得tD80.6℃ 100.095.098.095所需论板数: 13块(包括再沸器)

tW110.6106.1tW110.6 得tW109.1℃ 08.830精馏段平均温度 tm1.9℃

tFtW提馏段平均温度 tm2104.15℃

2(2)液相平均黏度的计算

由tm1.9℃时查书“液体黏度共线图”可得a0.265mpa.s b0.302mpa.s 当tW109.1℃时， a0.216mpa.s b0.252mpa.s 当tF=99.20℃时 ， a0.259mpa.s b0.278mpa.s 当tD80.6℃时， a0.31mpa.s b0.33mpa.s 根据液相平均黏度公式lgLmxilgi 塔顶液相平均黏度计算 当tD80.6℃时

lgLDm0.98lg(0.31)10.98lg0.33LFm0.304mPas 进料板液相平均黏度的计算 当tF=99.20℃时

lgLFm0.45lg0.25910.45lg0.278LFm0.266mPas 塔底液相平均黏度的计算 当tW109.1℃时

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LWm0.03lg0.21610.03lg0.252LFm0.251mPas 则液相平均黏度为

Lm(0.3040.2660.251)/30.273mPas (3)全塔效率的计算

ET0.49(L)0.2450.538

NT611.1512 ∴精馏段实际板数 N提馏段实际板数

ET0.538NNTE713.0114（包括塔釜） T0.538

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第三章 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算

3.1操作压强 P的计算

取每层塔板压降为 P=0.7kPa,则 塔顶压强 PD101.3kPa

进料板压强 PF101.3120.7109.7kPa 塔底压强 PW101.3260.7119.5kPa

ppF101.3109.7精馏段平均压强 pm1D105.5kpa

22ppW109.7119.5提馏段平均压强 pm2F114.6kpa

223.2操作温度

t塔顶温度： D=80.6℃ 进料温度： tF=99.2℃ 塔底温度： tW109.1℃

tt精馏段平均温度： tm1DF.9°C

2提馏段平均温度： tm2tFtW104.15°C 23.3物性数据计算

3.3.1平均摩尔质量计算

y1xD0.98 x10.9513（1）塔顶： MVDm0.9878.11(10.98)92.1378.39kgmol-1MLDm0.951378.11(10.9513)92.1378.79kgmolxF0.4295 yF0.6539

（2）进料板: MVFm0.653978.11(10.6539)92.1382.96kgmol-1

MLFm0.429578.11(10.4295)92.1386.11kgmol-1xW0.03 yW0.072（3）塔底: MVWm0.07278.11(10.072)92.1391.12kgmol-1

MLWm0.0378.11(10.03)92.1391.71kgmol-1（4）精馏段平均摩尔质量：

78.3982.9680.68kgmol-1

278.7986.1182.45kgmol-1 液相： MLm12（5）提馏段平均分子量：

91.1282.9687.04kgmol-1 气相： MVm22气相： MVm1１０

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液相： MLm291.7186.1188.91kgmol-1

23.3.2平均密度的计算

（1）气相平均密度Vm的计算 精馏段平均密度: Vm2105.580.682.82kg/m3

8.314(.9273.15)114.687.043.17kg/m3

8.314(104.15273.15)提馏段平均密度: Vm2

（2）液相平均密度 Lm的计算

由式 1iAB 求相应的液相密度。

LmiLALB①塔顶平均密度的计算：

tD=80.6℃时,查《化工原理》 (上)得 A812.1kg/m3 B807.5kg/m3

0.9878.11aA0.9765

0.9878.1110.9892.13 LDm1/(0.97650.0235)812.0kg/m3 812.1807.5②对于进料板： tF=99.2℃时得 A792.5kg/m3 B790.2kg/m3

0.429578.11aA0.390

0.429578.110.507592.13

LFm1/(0.3900.610)791.1g/m3 792.5790.2

③对于塔底：tW109.1℃时得 A781.2kg/m3 B782.3kg/m3

0.0378.11aA0.02555

0.0378.110.9792.13

0.025550.97445)782.3kg/m3 781.2782.3LWm1/(（3）精馏段平均液相密度: Lm1提馏段平均液相密度: Lm2LDmLFm2812.0791.1801.6kgm-3

2791.1782.3786.7kgm-3

2LWmLFm2１１

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3.3.3液体平均表面张力计算 依下式计算

Lmxiii1n

tD80.6C LA20.75mNm-1,LB21.02mNm-1-10.9820.75(10.98)21.0220.78mNmLDm（1）对于塔顶：

（2）对于进料板：

tF99.2C LA18.75mNm-1,LB19.25mNm-1LFm0.429518.75(10.5705)19.2519.04mNmtW109.1C LA18.1mNm-1,LB18.6mNm-1

（3）对于塔底：

LWm0.0318.1(10.97)18.618.59mNm20.7819.0419.91mNm-1

218.59119.0418.82mNm-1

2-1

（4）精馏段平均表面张力： Lm1提馏段平均表面张力： Lm23.4 精馏塔体工艺尺寸的计算 3.4.1塔径的计算

（1）精馏段的气液体积流率为

VMVm1143.555680.68VS11.1409m3s1

3600Vm136002.82LS1LMLm1105.975682.450.0030m3s1

3600Lm13600801.6

umaxCLV （由式CC20(L)0.2） V20C20由史密斯关联图查取，图的横坐标为

LhL120.00303600801.612()()0.0443 VhV1.140936002.82取板间距HT=0.4m 板上液层高度hL=0.06m HT -hL=0.4 -0.06=0.34m

查得史密斯关联图到C200.072

19.910.2CC20(L)0.20.072()0.0719

2020umax0.0719801.62.821.2101ms-1

2.82取安全系数为0.7，则空塔速度为u0.7umax0.71.21010.8471m/s

１２

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塔径 D4Vs41.14091.3099m 按标准塔径圆整为 D1.4m u3.140.8471（2）提馏段气液相体积流率计算

VMVm,2140.155687.04Vs1.0656m3s1

3600Vm,236003.18Ls式中C由CC20(LMLm,23600Lm,2187.575688.910.0059m3s1

3600786.7L20)0.2计算 其中的C20查史密斯关联图，图的横坐标为

LhL120.00593600786.712()()0.0871 VhV1.065636003.18取板间距HT=0.4m 板上液层高度hL=0.06m HT -hL=0.4 -0.06=0.34m

查史密斯关联图得到C200.068

18.820.2CC20(L)0.20.068()0.0672

2020umax0.0672786.73.181.08ms-1

3.18取安全系数为0.7，则空塔速度为u0.7umax0.71.080.7384ms-1

4Vs41.06561.3559m 按标准塔径圆整为 D1.4m 塔径 Du3.140.7384根据上述精馏段和提留段塔径的计算，可知全塔塔径为D1.4m 截面积 AT实际空塔气速 u

4D241.41.539m2

Vs,1AT1.14090.741ms-1 1.5393.5 精馏段塔和塔板主要工艺尺寸计算

3.5.1精馏塔有效高度的计算

精馏段有效高度为 Z1(N1-1)HT(121)0.44.4m 提馏段有效高度为 Z(N-1)H(141)0.45.2m

22T在进料板上方开一个小孔，气高度为0.8m

故精馏塔的有效高度为 ZZ1Z20.810.4m

3.5.2溢流装置计算

因D1.4m，可采用单溢流弓型降液管，采用凹形受液盘，不设进口堰，各项计算如下： （1）溢流堰长lW

１３

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lW0.68D0.681.40.952m

(2) 溢流堰高度hW hWhLhOW 选平直堰，堰上液高度为hOW，近似取E=1，

Lh2336000.0032333hOW2.8410E()2.84101()0.0143m

lW0.952取板上清液层高度hL60mm 故 hWhLhOW0.060.01430.0457m

(3)弓形降液管的宽度Wd与降液管的面积Af l由w0.68 查弓型降液管图 得 Wd/D=0.148，Af/AT=0.085 D故 Wd0.148D0.1481.40.207m

Af0.085AT0.0851.5390.131m2

计算液体在降液管中停留时间

3600AfHT36000.1310.417.47s5s，

Lh10.0033600 故降液管设计合理。

（4）降液管底隙高度h0

0.1ms-1， 取液体通过降液管底隙的流速u0依下式计算降液管底隙高度h0

L0.0033600h01S10.032m

lWu00.9520.13600hW1h010.04570.0320.0137m0.006m

故降液管底隙高度设计合理。

'50mm 选用凹形受液盘 深度hw3.5.3塔板布置 （1）塔般的分块

因800mmD，故塔板采用分块式。由文献（一）查表5-3得，塔板分为4块。 （2）边缘区宽度确定 取WsWs0.07m Wc0.04m。 （3）开孔区面积计算

2xrsin1) Aa2(xr2x2180r 其中：

xrD1.4WdWS(0.2070.07)0.423m 22D1.4WC0.040.66m 22223.140.6620.423sin1()]1.0344m2 故 Aa2[0.4230.660.4231800.66１４

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（4）筛孔数 n 与开孔率 φ

本设计所处理的物系无腐蚀性，可选用3.0mm碳钢板，取筛孔直径d5mm。 筛孔按正三角形排列，取 孔中心距为 t3d3515mm 取筛孔的孔径 d0=5mm

塔板上筛孔数目为

1.155A1.1551.0344 n5310个 2t0.0150.015塔板开孔区的开孔率φ

d0.0052 0.907(0)20.907()100%10.1%

t0.015开孔率在5-15%范围内，符合要求。

气体通过筛孔的气速

V1.1409u0S10.92ms-1

A00.1011.03443.6筛板的流体力学验算 3.6.1塔板压降 （1）干板阻力C0=0.772

hc计算： 干板阻力

hcd0，由51.673查文献（1）中图5-10得

hc0.051(u02V10.9222.82)()0.051()()0.0359m液柱 C0L0.772801.6（2）气流穿过板上液层的阻力hl计算 VS1.1049ua0.785ms-1

ATAf1.5390.131FauaV0.7852.821.32kg1/2/(sm1/2)

查文献（1）中5-11，得0.63。

故 hlhLhwhow0.630.060.0378m液柱 （3）液体表面张力的阻力h计算 液体表面张力所产生的阻力h

4L419.91103h0.00203m液柱

Lgd0801.69.810.005

气体通过每层塔板的液柱高度hp

hphchlh0.03590.03780.002030.07573m气体通过每层塔板的压降为

PPhPLg0.07573801.69.81595.5Pa700Pa（设计允许值） （4）液面落差

１５

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对于筛板塔液面落差很小，但本例的塔径和液流量均不大，故可忽略。 3.6.2液沫夹带量ev的验算 塔板上鼓泡层的高度

hf2.5hL2.50.060.15m

ua5.71065.71060.7853.23.2ev()()0.011kg液/kg气<0.1 kg3LHThf19.91100.40.15液/kg气

∴ev在本设计中在允许范围内，精馏段在设计负荷下不会发生过量液沫夹带。 3.6.3 漏液的验算

对筛板塔，漏夜点气速为

u0,min4.4C0(0.00560.13hLh)LV2.826.1067m/s

4.40.772(0.00560.130.060.00203)801.6实际孔速 u010.92m/su0,min

u10.921.791.5 筛板的稳定性系数 K0u0,min6.1067该值大于1.5，符合设计要求。故本设计中精馏段在设计负荷下无明显漏液。 3.6.4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Hd(HThW) 甲醇—水物系属一般物系，取0.5，则

(HThW)0.5(0.40.0457)0.223m

而 HdhphLhd 板上不设进口堰，则

HdhPhLhd0.075730.060.00150.137m液柱<0.198m Hd(HThW)

故在本设计中不会发生液泛现象。 3.7塔板负荷性能图 3.7.1 漏液线

由 u0,min4.4C0(0.00560.13hLh)L u0.min2.84Lh23 hLhwhow howE()

A01000lwVS,minV得

2.84Lh23V4.4C(0.00560.13[hE()]h)L S,min0WVA01000lW１６

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4.40.7720.1011.0344 3600Ls232.84801.6{0.00560.13[0.04571()]0.0023}2.8210000.952则 VS,min5.98320.0095110.06Ls23

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果见下表3-1

m3 Ls,0.0006 0.0015 0.0030 0.0045 s 3Vs，m 0.603 0.619 0.638 0.6 s表3-1

由上表数据可做出漏液线1

3.7.2液沫夹带线

取雾沫夹带极限值ev0.1kg液/kg气 依式 ev式中 uaVSVS0.710VS

ATAf1.5390.1315.7105(ua)3.2

HThfhf2.5(hwhOW) hW=0.0457

23600Ls232.84即 how 1()0.69Ls3

10000.952故 hf2.50.04570.69Ls230.1141.7L232s3

2HThf0.40.1141.7Ls0.2861.7Ls3

5.710uaevLHThf63.20.710VS5.71063.2()0.1 2319.91100.2861.7L3S则 Vs2.5114.93Ls23

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果见表3-2：

30.0006 0.0015 0.0030 0.0045 Ls，m s32.404 2.314 2.199 2.103 m Vs， s表3-2

由上表数据即可做出液沫夹带线2

3.7.3液相负荷下限线

h0.006m对于平直堰，取堰上层高度OW作为最小液体负荷标准。

3600Ls23hOW2.84103E()0.006l0.60mlW 取E1 W

3Ls,min0.00081ms

据此可作出与气体流量无关的垂直液相负荷下限线3。

１７

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3.7.4液相负荷上限线

取4s作为液体在降液管中的停留时间的下限

AH则 fT4

LsAfHT0.1310.4Ls,max0.0131m3/s

44据此可作出与气体流量VS无关的垂直线，液相负荷上限线4。 3.7.5液泛线

令 Hd(HThW)

由 HdhPhLhd；hPhch1h；h1hL;hLhWhOW

（--1）hW（1）hOWhchdh 联立得 HT忽略h，将hOW与LS,hd与LS，hc与VS的关系式代入上式，并整理得

aVS2bcL2SdL2/3S0.051Va2A0c0L

0.0512.820.028 2801.60.1011.03440.772

bHT--1hW0.50.40.5-0.63-10.0457=0.148c0.153lWh020.1530.9520.0322/321.86

2/3360036003d2.84103E(1)2.84101(10.63)0.952lW222/3故 0.028VS0.1481.86LS1.124LS

即 VS5.285888LS40.14LS

222/31.124

在操作范围内，任取几个Ls值，依上式计算出Vs的值，计算结果见下表3-3 m3 Ls，0.0006 0.0015 0.003 0.0045 s 34.9924.741 4.392 4.07 Vs，m 表 s

表3-3

由上表数据即可作出液泛线5 根据以上方程可作出筛板塔的负荷性能图。

精馏塔负荷性能图见图3—1

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精馏段筛板负荷性能图76321000.0050.01Ls(m3/s)0.0150.02

系列1系列2系列3系列4系列5系列6Vs(m3/s)图3-1

1.在负荷性能图上，作出操作点，与原点连接，即为操作线。

2.从塔板负荷性能图中可看出，按生产任务规定的气相和液相流量所得到的操作点P在适宜操作区的适中位置，说明塔板设计合理。

3.因为液泛线在液沫夹带线的上方，所以塔板的气相负荷上限由液沫夹带控制，操作下限由漏液线控制。

4.按固定的液气比，从负荷性能图中可查得气相负荷上限Vsmax=2.15 m3/s,气相负荷下限Vsmin=0.69 m3/s，所以可得

V2.153.12 故操作弹性为smaxVsmin0.69塔板的这一操作弹性在合理的范围(3～5)之内，由此也可表明塔板设计是合理的。 3.8板式塔的结构 3.8.1塔体结构

板式塔内部装有塔板、降液管、各物流的进出口及人孔（手孔）、基坐、 除沫器等附属装置。除一般塔板按设计间距安装外，其它处根据需要决定 其间距。

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，取1.0m。 2、塔底空间 （1）、塔底储液空间依储液量停留3－5min或更长时间而定。 （2）、塔底液面至下层塔板之间要有1.5m的间距。 3、人孔

对于D1000mm的板式塔，为安装、检修的要求，每隔8层塔板设一人孔，本塔共开3个人孔。提馏段开2个人孔精馏段开1个。人孔处板间距为800mm，直径为500mm，其伸出塔体的筒长为200mm。

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4、塔高

有效塔高 H =(n－nF－nP－1)HT+nFHF+nPHP+HP+HB

0.5+3×0.8+1+1.5 =(26－1－3－1)×0.45+1×

=13.8m

3.8.2 塔板结构

塔径为1.4m，超过800mm，故采用整块式；由于钢度、安装、检修等要求，多将塔板分成数块送入塔内。为了检修方便，取一块板作为通道板，通道板的宽度取400mm。

２０

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第四章 热量衡算

4．1热量衡算

表4—1苯—甲苯的蒸发潜热与临界温度

物质 苯 甲苯

沸点0C 80.1 110.63

蒸发潜热KJ/Kg

394 363

临界温度TC/K

288.5 318.57

4.1.1塔顶热量

QC(R1)D(IVDILD)

其中 IVDILDXDHVA(1XD)HVB

1Tr20.38) HV2HV1(1Tr1则: tD80.50C 时 苯:

Tr2(80.6273.15)/288.51.23Tr1(80.1273.15)/288.51.22

1Tr20.3811.230.38)394()400.71kJ/kg 蒸发潜热 HV2HV1(1Tr111.22甲苯:

Tr2(80.5273.15)/318.571.11Tr1(110.63273.15)/318.571.20

1Tr20.3811.110.38)363()2.23kJ/kg 蒸发潜热 HV2HV1(1Tr111.2

MD78.39kg/molD'MDD78.3937.582945.9kJ/kgIVDILDXDHVA(1XD)HVB

0.98400.71(10.98)2.23

386.91kJ/kgQC(R1)D'(IVDILD) 3.512945.9386.91

4.0106kJ/kg4.1.2塔底热量

QC(R1)D(IVDILD)

21

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其中 IVDILDXDHVA(1XD)HVB

1Tr20.38) HV2HV1(1Tr1则: tW109.10C

苯: 蒸发潜热甲苯: 蒸发潜热

Tr2(109.1273.15)/288.51.32Tr1(80.1273.15)/288.51.22

H(1Tr2V2HV11T)0.38394(11.32)0.384.29kJ/kg r111.22Tr2(109.1273.15)/318.571.1999Tr1(110.63273.15)/318.571.2047

HH1Tr2V2V1(1T)0.38363(11.1999)0.38359.74kJ/kgr111.2047MW91.71kg/molW'M

WW91.7147.424348.kJ/kgILWIVW(1XW)HVBXWHVA(10.03)359.740.034.29

335.27kJ/kgQ'C(R1)W(IVWILW)3.514348.335.27

5.12106kJ/kg

22

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计算结果总汇

各段平均温度 各段平均压强 平均流量 实际塔板数 板间距 塔的有效高度 塔径 空塔气速 塔板液流型式 溢 流 装 置 溢流管型式 堰长 堰高 溢流堰宽度 管底与受液盘距离 孔径 孔间距 孔数 开孔面积 筛孔气速 塔板压降 堰上液层高度 雾沫夹带 负荷上限 负荷下限 气相最大负荷 气相最小负荷 操作弹性

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符号 tm Pm Vs LS N HT Z D u LW hw Wd h0 hL d0 t n Aa u0 ΔP0 Hd ev Vmax Vmin 单位 ℃ kPa m/s m/s 块 m m m m/s m m m m m m m2 33计算数据 精馏段 .9 105.5 1.1409 0.0030 12 0.40 10.4 1.4 0.741 单溢流 弓形 0.952 0.0457 0.207 0.032 0.06 0.005 0.015 5310 1.0344 10.92 595.5 0.137 0.1 液沫夹带控制 漏液控制 0.69 2.15 3.12 提馏段 104.15 114.6 -- -- 14 0.40 —— 1.4 -- 单溢流 弓形 -- -- -- -- -- -- -- -- -- -- -- -- -- -- -- -- -- -- 气相 液相 板上清液层高度 m/s Pa m kg/kg m/s m/s 33吉林化工学院化工原理课程设计

致 谢

课程设计对于我们是一次严峻的考验，综合检验了学过的知识，培养了我们理论联系实际的能力。帮助我们更加深入的理解了化工生产单元操作以及设计要求，使我们所学的知识不局限于书本，锻炼了我们工程设计思维能力。通过对这次化工原理的课程设计使我增长了许多实际的知识，也在大脑中确立了一个关于化工生产的一个轮廓。

本次化工原理的课程设计使我对化工行业有了一个更深层次的认识。在设计中锻炼了我查阅资料和文献的能力，提高了我对知识进行归纳、整理和总结的本领，培养了我勤奋思考、努力专研、艰苦奋斗、持之以恒等许多优秀的品质。我相信这在我以后的工作必将成为一笔不可或缺的财富。当然在这次设计中的收获还不止这些，更主要的是它给了我一种设计的思想，使我们认识到了实际化工生产过程和基础理论的联系与差别，教我如何面对自己在实际中遇到的问题。 在此次化工原理设计过程中，我的收获很大,感触也很深，更觉得学好基础知识的重要性。在此次的设计过程中，使我认识到了实际化工生产过程和基础理论的联系与差别. 我国的化工事业还不是很发达，而且相对外国来说还很落后，因此对我们每一位将来从事化工行业的大学生来说，现在丰富自己的知识，为以后工作能得心应手做好准备，也为我国的化工事业的发展贡献自己的一份力量。

现在的我百感交加。这一路走来虽累，但很有价值，痛并快乐着。通过几周的化工原理的课程设计，让我感触最深的是：纸上得来终觉浅，觉知此事要躬行。理论很好的运用于实际是我们学习的目的，因此在实践中充分锻炼自己运用知识的能力是我们面临就业的学生的当务之急。

在本次设计中将以前学过的知识加以综合运用，不仅培养了我的自学能力，也提高了我对复杂问题的分析能力。通过这次学习与设计实践，加深了我对化工生产过程的理解和认识，也对以往学过的知识加以巩固。

此次设计不仅巩固了所学的的化工原理知识,更极大拓宽了我的知识面，让我认识了实际化工生产过程和理论的联系和差别，这对将来的毕业设计无疑将起到重要的作用。但因自己学识有限，设计中一定有很多疏漏和错误之处，恳请老师同学批评指正。最难忘的是得到了老师和同学们的热心指导使得我的设计工作得以完成。在此，向他们表示衷心的感谢！谢谢你们！

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参考文献

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[2].陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋，化工原理（下册），第二版，北京，化学工业出版社，1999年 [3].陈敏恒，丛德滋，方图南，齐鸣斋，化工原理（上册），第二版，北京，化学工业出版社，1999年 [4].贾绍义，柴诚敬，化工原理课程设计，天津，天津大学出版社，2002年 [5].陈常贵，柴诚敬，姚玉英，化工原理（下册），天津，天津大学出版社，2002年 [6].图伟萍，陈佩珍，程达芳，化工过程及设备设计，北京，化学工业出版社，2003年 [7].唐伦成，化工原理课程设计简明教程，哈尔滨，哈尔滨工程大学出版社，2005年 [8].刘光启，马连湘，刘杰，化学化工物性数据手册（有机卷），北京，化学工业出版社，2002年 [9]. 刘光启，马连湘，刘杰，化学化工物性数据手册（无机卷），北京，化学工业出版社，2002年 [10].崔鸿斌，AtuoCAD2007中文版使用教程，北京，人民邮电出版社，2006年 [11].罗传义，时景荣，VBA程序设计，吉林，吉林科学技术出版社，2003年

项目 塔径 板间距 塔板类型 堰长 堰高 板上液层高度 降液管底隙高 浮阀数 阀孔气速 浮阀动能因子 孔心距 符号 D 单位 m m m m m m m/s m 25

精馏段 2 0.45 备注 HT 单溢流弓形降液管 1.4 0.051105 0.4168 0.036 357 10.06 11.493 0.75 同排孔心距 邻排中心距 lw hw hL h0 N u0 F0 t 吉林化工学院化工原理课程设计

排间距 单板压降 泛点率 气相负荷上限 气相负荷下限 操作 h m Pa % 0.80 515.99 63.65 5.48 1.82 2.955 物沫夹带 漏液控制 pP Vsmax Vsmin m3/h m3/h

主要符号说明

英文字母 T N D F L Q M U hL 温度℃ 精馏塔板数 塔顶产品流量kmol/h 进料量kmol/h 下降液体流量kmol/h 进料状况参数 分子量kg/kmol 空塔气速m/s 板上液层高m R E W V a HT D l how 回流比 板效率 塔底产品流量kmol/h 上升蒸汽流量kmol/h 质量分率 板间距m 塔径m 堰长m 降液层高度m 26

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At H Ho Fo Aa H0 P ρ δ D F V Max

塔截面积m*m 外堰高m 降液管底隙高度m 阀孔动能因数 鼓泡数面积 干板阻力降 压强 密度 表面张力 馏出液 进料液 气相 最大值 Wd u0 t Hd a μ τ W L Min A B 降液管宽度m 阀孔气速m/s 孔间距 降液管中滴液度 相对挥发度 粘度 降液管内停留时间 釜残液 液相 最小值 易挥发组分 难挥发组分

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主要符号说明

符 号 说 明 苯 甲苯 塔顶 进料板 塔釜 液相 气相 摩尔质量 最小回流比 实际塔板数 压强 温度 密度 表面张力 粘度 塔板间距 板上液层高度 空塔气速 直径 单 位 符 号 说 明 堰长 溢流堰高度 堰上层高度 弓形降液管高度 截面积 塔截面积 液体在降液管中停留时间 降液管底隙高度 边缘区高度 开孔区面积 孔中心距 开孔率 筛孔数目 气体通过阀孔气速 干板阻力 气体通过降液层阻力 气体通过表面张力阻力 单 位 A B lW hW hOW Wd m m m m D F W Af AT m2 m2 s L V  h0 Ws Aa M Rmin kg/kmol m m N m2 mm 个 m/s P t kPa t C  n   kg/m3 mN/m mPas m m m/s u0 hc h1 h hP PP eV  HT hL u m液柱 m液柱 m液柱 气体通过每层塔板液柱高度 m液柱 气体通过每层塔板的压降 D Z m m kPa kg液/kg气 有效高度 液沫夹带量

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附录

1主要基础数

附表1-1苯和甲苯的物理性质

项目 苯 A 甲苯B

分子式 C6H6 C6H5-CH3

分子M 78.11 92.13

沸点,℃ 80.1 110.6

临界温tc ℃

288.5 318.57

临界压强,Pc,KPa

6833.4 4107.7

附表1-2常压下苯—甲苯的汽液平衡数据 温度,t,℃ 110.56 109.91 108.79 107.61 105.05 102.79 100.75 98.84 97.13 95.58 94.09 92.69 91.40 90.11 88.80 87.63 86.52 85.44 84.40 83.33 82.25 81.11 80.66 80.21 80.01

液相中苯的摩尔分率,x% 0.00 1.00 3.00 5.00 10.0 15.0 20.0 25.0 30.0 35.0 40.0 45.0 50.0 55.0 60.0 65.0 70.0 75.0 80.0 85.0 90.0 95.0 97.0 99.0 100.0 汽相中苯的摩尔分率,y% 0.00 2.50 7.11 11.2 20.8 29.4 37.2 44.2 50.7 56.6 61.9 66.7 71.3 75.5 79.1 82.5 85.7 88.5 91.2 93.6 95.9 98.0 98.8 99.61 100.0

2饱和蒸汽压

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B苯，甲苯的饱和蒸汽压可用Antoine 方程求算，即：logPAtC。

式中 t---- 物系温度,℃

P* ----饱和蒸汽压，KPa A,B,C----Antoine常数

其值见附表： 附表2-1苯和甲苯的Antoine常数

组 分 苯（以A 表示） 甲苯（以B 表示）

A 6.023 6.078

B 1206.35 1343.94

C 220.24 219.58

3甲醇和水各种物性数据

附表3-1苯和甲苯的液相密度L

温度t/℃

80 815 810

90 803.9 800.2

100 792.5 790.3

110 780.3 780.3

120 768.9 770.0

A/kg/m 3 B/kg/m3

附表3-2液体的表面张力

温度t /℃

80 21.27 21.69

90 20.06 20.59

100 18.85 19.94

110 17.66 18.41

120 16.49 17.31

A /mN/m B /mN/m

附表3-3液体黏度L

温度,t,℃

80 0.308 0.311

90 0.279 0.286

100 0.255 0.2

110 0.233 0.2

120 0.215 0.228

LA /mPa LB mPa

附表3-4液体汽化热

温度,t, ℃

80 394.1 379.9

90 386.9 373.8

100 379.3 367.6

110 371.5 361.2

120 363.2 3.6

A/KJ/Mol BKJ/Mol

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