求甲苯―二甲苯物系汽液平衡数据

苯与甲苯气液平衡数据哪个仁兄能把"苯与甲苯的气液平

考虑气液两相，P=2。体系里有气态的苯和甲苯以及溶液中的苯和甲苯4个组分，但同时有苯和甲苯各自的气液平衡，因此独立组分为C=4-2=2。固定压强为标准压强，外界影响因素只有温度一个。 根据相律，自由度F=C-P+1=2-2+1=1。

密闭容器中，一定的压力和温度下，苯和甲苯在气相（气体）中有一个含量的数据；苯和甲苯在液相（液体）中也有一个含量的数据，这两个数据就叫汽液相平衡数据。例如：摄氏温度106.1度时，苯在液相中含量是8.8摩尔分数；在气相中含量是821.2摩尔分数。

http://wenku.baidu.com/link?url=hd6VNkV7EOGoIl7CVRTywxkOV-EHs3_jDjd7dC9fEwD5KiFxnjdagw78p_unXdJjwokenoIZjWgzAglNYLDmuDoQBAwGdJ8K78xXEIirmQ3

查找到常温下的4个溶解度数据都不尽相同

1、甲苯在水中的溶解度为 560~570mg甲苯/kg水（常温下）

2、甲苯 Solubility in water 0.053 g/100 mL (20~25℃)

3、甲苯在水中的溶解度0.47 g/l (20~25℃)

4、甲苯几乎不溶于水(0.52 g/l)

在《化学化工物性数据手册》有机卷上终于找到准确数据了：

甲苯在水中的溶解度：

16℃ 0.047g/100 mL

20℃ 0.050g/100 mL

25℃ 0.053g/100 mL

30℃ 0.057g/100 mL

50℃ 0.068g/100 mL

70℃ 0.083g/100 mL

100℃ 0.11g/100 mL

规律： 温度升高，溶解度将有所提高。

PPM为百万分之一，自己换算下。常温下应该是500多PPM 。

共沸点84.1摄氏度，共沸物组成：甲苯80.84%，水19.16%。

1、共沸是指处于平衡状态下，气相和液相组成完全相同时的混合溶液，对应的温度称为共沸温度或共沸点。共沸物，是指两组分或多组分的液体混合物，在恒定压力下沸腾时，其组分与沸点均保持不变。

2、并非所有的二元液体混合物都可形成共沸物。这类混合物的温度--组分相图有着显著的特征，即其气相线与液相线有着共同的最高点或最低点。如此点为最高点，则称为正共沸物；如此点为最低点，则称为负共沸物。大多数共沸物都是负共沸物，即有最低沸点。

3、有些混合物的共沸温度低，因为总蒸气压最大，沸腾最易。例如乙醇的沸点是78.3℃，水的沸点是100℃，它们的混合物在78.13℃就沸腾。有些混合物的共沸温度高，因为总蒸气压最小，沸腾最难。例如纯硝酸的沸点是86℃，水的沸点是100℃，它们的混合物在120.5℃才沸腾。

扩展资料：

正共沸物：

1、当该溶液共沸点的沸点温度低于其所有组成成分的沸点则称该溶液为正共沸物。较为有名的正共沸物是重量百分浓度为95.63%的乙醇与4.73%的水混合溶液。

2、乙醇的沸点为78.4°C，而水的沸点则为100°C，但共沸点的沸点温度则为78.2°C，同时低于其组成成分乙醇与水的沸点。事实上，在所有组成比例的酒精--水混合液中，沸点78.2°C是最低的。任何正共沸物的沸点都低于该混合溶液其他组成比例的沸点。

负共沸物：

1、当该溶液共沸点的沸点温度高于其所有组成成分的沸点则称该溶液为负共沸物。较为有名的负共沸物是重量百分浓度为20.2%的盐酸(氯化氢--水混合溶液)。

2、氯化氢的沸点为-84°C，而水的沸点则为100°C，但共沸点的沸点温度则为110°C，同时高于其组成成分氯化氢与水的沸点。事实上，在所有组成比例的盐酸中，沸点110°C是最高的。任何负共沸物的沸点都高于该混合溶液其他组成比例的沸点。

非匀相共沸物：

1、当两种物质不完全互溶(即该溶液存在两个以上的液体相)时，可以发现共沸现象发生于溶液的互溶间隙之间，则称该溶液为非匀相共沸物。

参考资料：百度百科-共沸

物理化学实验二组分汽液平衡相图的测定实验数据怎么处理啊

两种液体物质混合而成的两组分体系称为双液系.根据两组分间溶解度的不同,可分为完全互溶、部分互溶和完全不互溶三种情况.两种挥发性液体混合形成完全互溶体系时,如果该两组分的蒸气压不同,则混合物的组成与平衡时气相的组成不同.当压力保持一定,混合物沸点与两组分的相对含量有关.

恒定压力下,真实的完全互溶双液系的气－液平衡相图（T－x）,根据体系对拉乌尔定律的偏差情况,可分为三类：

（1）一般偏差：混合物的沸点介于两种纯组分之间,如甲苯－苯体系,

（2）最大负偏差：混合物存在着最高沸点,如盐酸－水体系,

（3）最大正偏差：混合物存在着最低沸点,如正丙醇—水体系,

例如,苯与甲苯的混合液在25℃与它们的蒸气的平衡，因两组分的临界温度各为288.9℃和318.8℃，故属汽液平衡；氮溶于水在25℃下的平衡，因氮的临界温度为-147.0℃，故属气液平衡。

化工生产中常见的是一个气相或汽相与一个液相之间的平衡，但也会遇到一个汽相与两个以上液相之间的平衡。例如在分离乙酸乙烯酯、乙酸和水的精馏塔中，由于水与酯形成部分互溶的两个液相，在某些塔板上会出现两个液相与一个汽相相互接触的汽液平衡问题。

第一章 概 述 1.1精馏塔的简单介绍 精馏塔是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。蒸气由塔底进入，与下降液进行逆流接触，两相接触中，下降液中的易挥发(低沸点)组分不断地向蒸气中转移，蒸气中的难挥发(高沸点)组分不断地向下降液中转移，蒸气愈接近塔顶，其易挥发组分浓度愈高，而下降液愈接近塔底，其难挥发组分则愈富集，达到组分分离的目的。由塔顶上升的蒸气进入冷凝器，冷凝的液体的一部分作为回流液返回塔顶进入精馏塔中，其余的部分则作为馏出液取出。塔底流出的液体，其中的一部分送入再沸器，热蒸发后，蒸气返回塔中，另一部分液体作为釜残液取出。

1.2本设计的目的和意义 通过本次课程设计，培养学生多方位、综合地分析考察工程问题并独立解决工程实际问题的能力。主要体现在以下几个方面：

（1）资料、文献、数据的查阅、收集、整理和分析能力。要科学、合理、有创新地完成一项工程设计，往往需要各种数据和相关资料。因此，资料、文献和数据的查找、收集是工程设计必不可少的基础工作。

（2）工程的设计计算能力和综合评价的能力。为了使设计合理要进行大量的工艺计算和设备设计计算。本设计包括塔板结构和附属设备的结构计算。

（3）工程设计表达能力。工程设计完成后，往往要交付他人实施或与他人交流，因此，在工程设计和完成过程中，都必须将设计理念、理想、设计过程和结果用文字、图纸和表格的形式表达出来。只有完整、流畅、正确地表达出来的工程设计的内容，才可能被他人理解、接受，顺利付诸实施。

通过本设计不仅可以进一步巩固学生所学的相关啊知识，提高学生学以致用的综合能力，尤其对精馏、流体力学等课程更加熟悉，同时还可以培养学生尊重科学、注重实践和学习严禁、作风踏实的品格。

第二章 设计计算 2.1确定设计方案 本设计任务是分离苯-甲苯混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。设计中采用中间泡点进料，将苯和甲苯混合液经原料预热器加热至泡点后送入精馏塔。塔顶上升蒸汽采用全凝器冷凝后，一部分作为回流，其余为塔顶产品，经冷却器冷却后送至贮槽。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，塔底产品冷却后送至储罐。

2.2精馏塔的物料衡算 1.原料及塔顶、塔底产品的摩尔分率

苯的摩尔质量 MA=78.11 kg/kmol

甲苯的摩尔质量 MA=92.13 kg/kmol

xF = =0.541

xD = =0.992

xW = =0.012

2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量

MF=0.541×78.11+(1-0.541)×92.13=84.55 kg/kmol

MD=0.992×78.11+(1-0.992)×92.13=78.22 kg/kmol

MW=0.012×78.11+(1-0.012)×92.13=91.96 kg/kmol

3.物料衡算

原料处理量 F= =131.41 kmol/h

总物料衡算 D+W=131.41

苯物料衡算 0.992D+0.012W=131.41×0.541

联立解得 D=70.93 kmol/h

W=60.48 kmol/h

2.3塔板数的确定 常压下苯-甲苯的气液平衡与温度关系

温度t

110.6

106.1

102.2

98.6

95.2

92.1

89.4

86.8

84.4

82.3

81.2

80.2

x（摩尔分数）

y

0

0

0.088

0.212

0.2

0.37

0.3

0.5

0.397

0.618

0.489

0.71

0.592

0.789

0.7

0.853

0.803

0.914

0.903

0.957

0.95

0.979

1.0

1.0

1.理论塔板数NT的求取

苯-甲苯属理想物系，可采用图解法求理论塔板数。

①由上表查得苯-甲苯物系的气液平衡数据，绘出下面x-y图

②求最小回流比及操作回流比。

采用作图法求最小回流比。在上图中对角线上，子点e（0.542，0.542）做垂线ef即为进料线（q线），该线于平衡线的交点坐标为

yq=0.756 xq=0.542

故最小回流比为

Rmin=1.103

取操作回流比为

R=2Rmin=2.206

③求精馏塔气、液相负荷

L=RD=156.47 kmol/h

V=(R+1)D=234.47 kmol/h

L′=L+F=289.94 kmol/h

V′=V=234.47 kmol/h

④求操作线方程

精馏段操作线方程为

y= x+ XD=0.667x+0.301

提馏段操作线方程为

y′= ’- Xw =1.237x’-0.003

5图解法求理论塔板层数

采用图解法求理论踏板层数，如上图所示。求解结果为

总理论塔板层数 NT=12.5

进料板位置 NF=6

2.实际塔板层数的求取

精馏段实际塔板层数 N精=6/0.56≈11

提留段实际塔板层数 N提=6.5/0.56≈12

2.4精馏塔工艺条件的计算 1.操作压力计算

塔顶操作压力 PD=101.3+4=105.3 kPa

每层塔板压降 ΔP=0.7 kPa

进料板压力 PF=112.3 kPa

精馏段平均压力 Pm=108.8 kPa

2.平均摩尔质量计算

塔顶平均摩尔质量计算

由xD=y1=0.992，查平衡曲线，得

x1=0.956

MVDm=0.992×78.11+(1-0.992)92.13=78.22 kg/kmol

MLDm=0.956×78.11+(1-0.956)92.13=79.66 kg/kmol

进料板平均摩尔质量计算

由图解理论板，得

yF=0.720

查平衡曲线，得

xF=0.497

MVFm=0.720×78.11+(1-0.720)92.13=82.04 kg/kmol

MLFm=0.497×78.11+(1-0.497)92.13=85.16 kg/kmol

精馏段平均摩尔质量

MVm=(78.22+82.04)/2=80.13 kg/kmol

MLm=(79.66+85.16)/2=82.41 kg/kmol

3.平均密度计算

(1)气相平均密度计算

由理想气体状态方程计算，即

рVm= =2.88 kg/m3

(2)液相平均密度的计算

液相平均密度计算依下式计算，即

1/рVm=∑ai/рi

塔顶液相平均密度的计算

由tD=82.1℃，查手册得

рA=812.7 kg/m3 рB=807.9 kg/m3

рLDm= =812.6kg/m3

进料板的平均密度计算

由tF=99.5℃，查手册得

рA=793.1 kg/m3 рB=790.8 kg/m3

进料板液相的质量分率

aA=0.456

рLFm= =791.8 kg/m3

精馏段液相平均密度为

рLm=(812.6+791.8)/2=802.2 kg/m3

2.5精馏塔塔体工艺尺寸计算 1.塔径的计算

精馏段的气、液相体积流率

Vs= =1.812 m3/s

Ls= =0.0045 m3/s

由 umax=C

=0.0413

取板间距HT=0.40 m，板上液层高度hL=0.06 m,则

HT-hL=0.40-0.06=0.34 m

查资料可得 C20=0.075

C= C20 =0.0753

Umax =0.0753 =1.254 m/s

取安全系数为0.7，则空塔气速为

u=0.7 umax=0.878 m/s

D= =1.66 m

按标准塔径圆整后为 D=1.5 m

塔截面积为

AT=2.16 ㎡

实际空塔气速为

u=0.839 m/s

2.精馏塔的有效高度计算

精馏段有效高度为

Z精=（N精—1）HT=4 m

提馏段有效高度为

Z提=（N提—1）HT=4.4 m

在进料板上开一人孔，其高度为0.8 m

故精馏塔的有效高度为

Z=Z精+Z提+0.8=9.2 m

2.6塔板主要工艺尺寸的计算 1.溢流装置的计算

因塔径D= 1.5m，可选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lW

取 lW=0.66D=0.99 m

(2)溢流堰高度hW

由 hW=hL-hOW

选取平直堰，堰上液层高度hOW，近似的取E=1得

hOW= E =0.019 m

取板上清液层高度 hL=0.06 m

故 hW=0.06-0.019=0.041 m

(3)弓形降液管宽度Wd和截面积Af

由 lW/D=0.66 得

Af/AT=0.0722 Wd/D=0.124

故 Af=0.198 ㎡

Wd=0.186 m

验算液体在降液管中停留的时间

θ= =17.6 s＞5 s

故降液管设计合理。

2.7筛板流体力学的验算 1.液面落差

对于筛板塔，液面落差很小，且塔径和液流量不是很大，故可忽略液面落差的影响。

2.液沫夹带

液沫夹带量eV计算，即

eV= ( ) =0.042 kg＜0.1 kg

hf=2.5 =0.15 m

故在本设计中液沫夹带量eV在允许范围内。

3.漏液

对筛板塔，漏液点气速u0，min计算，即

u0，min=4.4

=6.0276 m/s

实际孔速

u0= Vs/A0=16.23 m/s＞u0，min

稳定系数为

K=u0 /u0，min=2.692＞1.5

故在本设计中无明显漏液。

第三章 设计结果汇总

序号 项目 数值

1 平均温度 ,℃ 90.8

2 平均压力Pm，kPa 108.8

3 气相流量Vs (m3/s) 0.872

4 液相流量Ls (m3/s) 0.0022

5 实际塔板数 23

6 有效段高度Z，m 9.2

7 塔径，m 1.0

8 板间距，m 0.4

9 溢流形式 单溢流

10 降液管形式 弓形

11 堰长，m 0.66

12 堰高，m 0.051

13 板上层液高度，m 0.06

14 堰上层液高度，m 0.009

15 空塔气速，m/s 1.111

16 液沫夹带eV，(kg液/kg气) 0.042

17 稳定系数 2.69

18 筛孔直径,m 0.005

19 孔中心距,m 0.015

20 筛孔直径,m 0.005