苯甲苯
用化学方法鉴别苯甲苯
用化学方法鉴别苯甲苯
苯和甲苯都是有机化合物，它们的分子式分别为C6H6和C7H8。
使用以下方法可以鉴别它们：
1. 碳-氧化铜法：将样品加入干燥的氧化铜中，用热的铜管将氧化铜中的氧化铜还原成金属铜。
如果样品是苯，则整个管子内壁都会变黑；如果样品是甲苯，则黑色只出现在管子中部。
这是因为苯不含有甲基基团，而甲苯含有一个甲基基团，所以它们对氧化铜的反应不同。
2. 红外光谱法：苯和甲苯的红外光谱图谱有所不同。
苯的红外吸收峰在
1600-1500 cm-1处，而甲苯的红外吸收峰在1500-1450 cm-1处。
此外，甲苯还有一个额外的吸收峰在1350-1300 cm-1处，这是由于甲基基团的振动引起的。
3. 催化加氢法：苯和甲苯都可以通过加氢反应将它们转化为环己烷和甲基环己烷。
但是，加氢时需要使用催化剂。
如果样品中含有甲苯，则反应速度更快，因为甲基基团可以更容易地与氢结合。
此外，催化后的产物可以通过气相色谱质谱联用技术分离和鉴别。
根据以上方法，可以对苯和甲苯进行鉴别。
用化学方法鉴别苯和甲苯
用化学方法鉴别苯和甲苯苯和甲苯是两种常见的芳香烃化合物，它们在化学性质上有一些相似之处，但也存在一些明显的区别。
在实验室中，我们可以利用化学方法来鉴别苯和甲苯，下面将介绍几种常用的方法。
首先，我们可以利用溴水来区分苯和甲苯。
溴水在室温下是红棕色的液体，它可以与苯发生取代反应，生成溴代苯。
而对甲苯来说，由于其甲基基团的存在，溴水不会与其发生取代反应。
因此，当我们向苯和甲苯中滴加溴水时，苯会迅速变成无色，而甲苯则不会发生变化。
这一实验结果可以帮助我们快速鉴别出两者之间的差异。
其次，我们可以利用硝基化试剂来区分苯和甲苯。
硝基化试剂是一种能够与芳香烃发生取代反应的试剂，它可以将芳香烃中的氢原子取代成硝基基团。
在这个实验中，当我们向苯和甲苯中滴加硝基化试剂时，苯会生成硝基苯，而甲苯则不会发生反应。
通过观察产物的形成情况，我们可以准确地鉴别出两者之间的差异。
另外，我们还可以利用氧化性试剂来区分苯和甲苯。
在这个实验中，我们可以选择过氧化苯甲酰（Benzoyl peroxide）作为氧化性试剂，它可以与苯发生氧化反应，生成苯过氧化物。
而对甲苯来说，由于其甲基基团的存在，过氧化苯甲酰不会与其发生氧化反应。
因此，通过观察反应产物的形成情况，我们可以准确地鉴别出苯和甲苯之间的区别。
总的来说，通过利用溴水、硝基化试剂和氧化性试剂这几种化学方法，我们可以准确地鉴别出苯和甲苯这两种化合物。
在实际实验中，我们可以结合这些方法，通过观察产物的形成情况来判断样品中到底含有哪一种化合物，从而达到快速、准确地鉴别的目的。
这些方法不仅可以帮助我们在化学实验中进行定性分析，也可以在工业生产和环境监测中发挥重要作用。
苯与甲苯的鉴别
苯与甲苯的鉴别一、引言苯和甲苯都是常见的有机化合物，它们在生产和生活中都有广泛的应用。
然而，在实验或工作中，我们可能需要鉴别这两种化合物。
本文将介绍苯和甲苯的性质、物理和化学方法鉴别的方法。
二、苯与甲苯的性质比较1. 苯苯分子式为C6H6，是一种无色透明液体。
它具有芳香味，并且不易挥发。
在常温下，苯不溶于水，但溶于乙醇、乙醚等有机溶剂。
它可以被氧化剂氧化为苯酚。
2. 甲苯甲苯分子式为C7H8，是一种无色透明液体。
它具有类似汽油的气味，并且挥发性很强。
在常温下，甲苯不溶于水，但溶于乙醇、乙醚等有机溶剂。
它可以被氧化剂氧化为对甲酚。
三、物理方法鉴别1. 气味由于两者具有不同的气味特征，可以通过嗅觉来区分两者。
苯具有芳香味，而甲苯具有类似汽油的气味。
2. 沸点苯的沸点为80.1℃，而甲苯的沸点为139℃。
因此，可以通过测量样品的沸点来区分两者。
3. 密度苯的密度为0.88 g/cm³，而甲苯的密度为0.86 g/cm³。
因此，可以通过测量样品的密度来区分两者。
四、化学方法鉴别1. 碘水试验将少量碘水滴在样品上，如果出现紫色或黑色沉淀，则说明是苯；如果没有反应，则说明是甲苯。
2. 亚硝酸钠试验将少量亚硝酸钠溶液滴在样品上，并加入稀盐酸。
如果出现黄色沉淀，则说明是甲苯；如果没有反应，则说明是苯。
3. 硝化试验将样品与浓硝酸混合后加入浓硫酸，观察是否产生硝基化合物。
如果产生了硝基化合物，则说明是甲苯；如果没有反应，则说明是苯。
五、结论通过以上方法可以较准确地区分出苯和甲苯两种有机化合物。
但需要注意的是，在实验或工作中，应该采取多种方法相结合的方式来鉴别化合物，以提高鉴别的准确性和可靠性。
苯甲苯二甲苯检测标准
苯甲苯二甲苯检测标准苯甲苯和二甲苯是常见的有机化合物，广泛应用于化工、制药、染料、涂料等领域。
它们的生产和使用对环境和人体健康都存在一定的风险，因此有必要对其进行检测，并制定相应的检测标准。
一、苯甲苯检测标准。
苯甲苯是一种无色透明的液体，具有特殊的芳香气味。
它主要用作有机溶剂，也可用于制备苯乙烯、环己烷、邻苯二甲酸等化工产品。
苯甲苯的检测标准主要包括以下几个方面：1.检测方法，常用的苯甲苯检测方法包括气相色谱法、液相色谱法、质谱法等。
其中，气相色谱法是目前应用最广泛的方法，它具有检测灵敏度高、分离效果好、操作简便等优点。
2.检测指标，苯甲苯的检测指标主要包括其在样品中的含量、残留量、纯度等。
根据不同的使用要求，对苯甲苯的检测指标也会有所不同。
3.检测标准，针对不同的应用领域，制定了相应的苯甲苯检测标准，如工业用苯甲苯、医药用苯甲苯、食品添加剂中的苯甲苯等。
这些标准主要包括检测方法、检测指标、检测限等内容。
二、二甲苯检测标准。
二甲苯是一种无色透明的液体，具有芳香气味，主要用作溶剂和原料。
由于其毒性较大，对二甲苯的检测也备受关注。
二甲苯的检测标准主要包括以下几个方面：1.检测方法，二甲苯的检测方法与苯甲苯类似，常用的方法包括气相色谱法、液相色谱法、质谱法等。
这些方法具有高灵敏度、高准确度等优点。
2.检测指标，对二甲苯的检测指标主要包括其在样品中的含量、残留量、纯度等。
根据不同的使用要求，对二甲苯的检测指标也会有所不同。
3.检测标准，针对不同的应用领域，制定了相应的二甲苯检测标准，如工业用二甲苯、医药用二甲苯、食品添加剂中的二甲苯等。
这些标准主要包括检测方法、检测指标、检测限等内容。
结语。
苯甲苯和二甲苯作为常用的有机化合物，其检测标准对于保障生产和使用安全具有重要意义。
通过制定科学合理的检测标准，可以有效地控制和监测苯甲苯和二甲苯在生产和使用过程中的安全风险，保障人体健康和环境安全。
希望相关部门和企业能够严格遵守检测标准，加强对苯甲苯和二甲苯的监测和管理，共同维护生态环境和人民健康。
苯甲苯安全生产要点
苯甲苯安全生产要点概述苯甲苯是一种有毒、易燃、易爆的有机物质，广泛用于化工、医药、香料、涂料、树脂等行业。
在生产和使用过程中，我们必须严格控制风险，确保安全生产。
安全措施储存1.苯甲苯应储存在阴凉、干燥、通风良好的仓库中，远离火源和热源。
2.储存区应设有防火、防爆设施，并标明禁止吸烟、明火、静电等警示标志。
3.应根据储存量和可以承受的风险等级配备相应的消防器材和应急救援设备。
操作1.操作人员必须经过专业培训，了解苯甲苯的性质、危害和安全规定。
2.在操作时，必须佩戴个人防护装备，包括呼吸器、防毒面具、防护服等，并保持清洁。
3.操作区域应设有安全警示牌，并设有喷淋式或泡沫液式消防设备。
4.涉及到加热、蒸馏、精炼、混合等操作时，应采用开放式设备，并在操作时实时监测氧气含量和苯甲苯浓度。
废弃物处理1.废弃物必须先密闭包装，并用防护材料深埋于专门规定的地点。
2.废弃物必须严格分类，并完全避免混淆。
3.废弃物处理过程中，必须穿戴个人防护装备。
应急预案1.针对苯甲苯相关的事故情况，必须制定详细的应急预案。
2.应急预案中，应包括事故诊断、信息报告、现场处置、安全疏散、后续处理等内容。
3.应急预案必须定期检查和修订，并在事故发生前进行演练。
管理要点1.全员安全意识培育，通过举办安全教育培训、安全演练等活动，提高员工安全意识和应急处置能力。
2.安全生产责任制落实，明确各部门的安全职责和任务，加强对特殊设备、危险化学品的专项管理。
3.安全生产监督与审核，严格落实岗位操作规范，定期开展安全检查，对发现的问题及时处理。
结论苯甲苯作为一种有毒、易燃、易爆的有机物质，要求在储存、操作、废弃物处理等方面都必须严格遵守有关规定，确保安全生产。
同时，做好应急预案、强化管理要点，不断提升安全意识和管理水平，才能真正实现安全生产。
分离苯和甲苯的方法
分离苯和甲苯的方法一、引言苯和甲苯是常见的有机化合物，它们在化工生产和实验室中广泛应用。
由于苯和甲苯在物理性质上的差异，因此可以采用不同的方法来分离它们。
本文将介绍几种常用的分离苯和甲苯的方法。
二、蒸馏法蒸馏法是一种常用的分离混合物的方法，也适用于分离苯和甲苯。
苯和甲苯的沸点分别为80.1℃和137℃，因此可以通过升华蒸馏法来分离它们。
将混合物加热至苯的沸点80.1℃，此时苯开始汽化，蒸汽进入冷凝管，在冷凝管中冷却后变成液体。
将液体收集起来，即可得到纯苯。
然后，将剩余的混合物再次加热至甲苯的沸点137℃，甲苯开始汽化，蒸汽进入冷凝管，在冷凝管中冷却后变成液体。
将液体收集起来，即可得到纯甲苯。
三、萃取法萃取法是一种通过溶剂的选择性溶解来实现分离的方法。
苯和甲苯在极性上有差异，可以利用这一特点来分离它们。
将混合物与适当的溶剂（如乙醇）进行充分混合，使苯和甲苯溶解在溶剂中。
然后，由于苯的极性较低，与溶剂的相互作用较弱，可以通过分液漏斗将溶液和溶剂分离。
分离后的溶液中含有苯和甲苯，再经过蒸馏法可以得到纯苯和纯甲苯。
四、结晶法苯和甲苯的溶解度在温度上有所不同，可以利用这一特点来进行分离。
将混合物加热至溶解度较高的温度，使苯和甲苯完全溶解。
然后，将溶液缓慢冷却，使苯和甲苯逐渐结晶出来。
通过过滤和干燥，即可得到纯苯和纯甲苯。
五、活性炭吸附法活性炭对苯和甲苯有较强的吸附能力，可以利用这一特性来分离它们。
将混合物与活性炭充分接触，让活性炭吸附其中的苯和甲苯。
然后，通过洗涤或蒸馏等方法，将被吸附的苯和甲苯从活性炭上脱附下来。
最后，利用蒸馏等方法，可以得到纯苯和纯甲苯。
六、结论分离苯和甲苯的方法有很多种，常用的包括蒸馏法、萃取法、结晶法和活性炭吸附法。
根据实际需要和条件，选择合适的方法进行分离，可以得到纯度较高的苯和甲苯。
分离苯和甲苯的方法在工业生产和实验室中具有重要的应用价值。
苯与甲苯
一、概述化工生产中所处理的原料，中间产物，粗产品几乎都是由若干组分组成的混合物，而且其中大部分都是均相物质。
生产中为了满足储存，运输，加工和使用的需求，时常需要将这些混合物分离为较纯净或几乎纯态的物质. 芳香族化合物是化工生产中的重要的原材料，而苯和甲苯是各有其重要作用。
苯是化工工业和医药工业的重要基本原料，可用来制备染料，树脂，农药，合成药物，合成橡胶，合成纤维和洗涤剂等等；甲苯不仅是有机化工合成的优良溶剂，而且可以合成异氰酸酯，甲酚等化工产品，同时也可以用来制造三硝基甲苯，苯甲酸，对苯二甲酸，防腐剂，染料，泡沫塑料，合成纤维等。
精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工，炼油，石油化工等工业得到广泛应用。
精馏过程在能量计的驱动下，使气，液两相多次直接接触和分离，利用液相混合物中各相分挥发度的不同，使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成分离该过程是同时进行传质传热的过程。
本次设计任务为设计一定处理量的精馏塔，实现苯——甲苯的分离。
苯——甲苯体系比较容易分离，待处理料液清洁。
因此用筛板塔。
筛板塔也是很早出现的一种板式塔，20世纪50年代起对筛板塔进行了大量工业规模的研究，逐步掌握了筛板塔的性能，并形成了较完善的设计方法。
与泡罩塔相比，筛板塔具有下列优点：生产能力（20%——40%）塔板效率（10%——50%）而且结构简单，塔盘造价减少40%左右，安装，维修都较容易。
二、设计方案的确定本设计任务为分苯—甲苯的混合物，对于二元混合物的分离，应采用连续常压精馏流程。
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贮罐。
该物系属于易分离物系，故操作回流比取为2.7。
塔底采用直接蒸气加热，塔底产品经冷却后送至贮罐。
三、精馏塔的物料衡算⒈ 原料液及其塔顶、塔底产品的摩尔分率苯的摩尔质量为： 78.11/kg kmol甲苯的摩尔质量为： 92.13/kg kmol 0.55/78.110.590.55/78.110.45/92.13F x ==+ 0.995D x =0.01W x =⒉ 原料液及其塔顶与塔底产品的平均摩尔质量 0.5978.11(10.59)92.1383.86/F M kg kmol =⨯+-⨯=0.99578.11(10.995)92.1378.18/D M kg kmol =⨯+-⨯=0.0178.11(10.01)92.1391.99/W M kg kmol =⨯+-⨯=⒊物料平衡原料处理量 600071.55/83.86F kmol h == 总物料衡算 71.55D W =+苯物料衡算 71.550.590.9950.01D W ⨯=+联立解得 42.13/D kmol h =29.42/W kmol h = 四、塔板数的确定⒈ 理论板层数N T 的求取①因为苯—甲苯属于理想物系，可采用图解法求解理论板层数②操作回流比 1.8R =③求精馏塔的气、液相负荷1.842.1375.83/L RD kmol h ==⨯=(1) 2.842.13117.96/V R D kmol h =+=⨯=75.8371.55147.38/L L qF L F kmol h =+=+=+= 117.96/V V kmol h ==④求操作线方程精馏段操作线方程为75.8342.130.9950.6430.357117.96117.96D L D y x x x x V V =+=+⨯=+ 提馏段操作线方程为 147.3829.420.01 1.2490.0025117.96117.96W L W y x x x x V V ''''=-=-⨯=- ⑤图解法求理论塔板层数采用图解法求理论板层数，求解结果为总理论板层数 18.5T N =(包括再沸器)进料板位置 10F N =⒉ 理论板层数T N 的求取精馏段实际板层数 9/70%12.8613N ==≈精提馏段实际板层数 9.5/70%13.6714N ==≈提五、精馏塔的工艺条件及有关物性数据数据的计算⒈ 操作压力的计算操作为常压操作，所以 101.3P KPa =⒉ 操作温度的计算依据安托因方程苯 1206.35log 6.023220.24oA P t =-+ 甲苯 1343.94log 6.078219.58oB P t =-+ 又 o o A A B B P P x P x =+所以 塔顶温度 80.3D t =℃进料板温度 91.0F t =℃塔底温度 110.2W t =℃精馏段平均温度 80.391.085.652m t +==℃ 提馏段平均温度 91.110.2'100.62m t +==℃ ⒊ 平均摩尔质量的计算塔顶平均摩尔质量计算由10.995D x y ==查平衡曲线得 10.985x =0.99578.11(10.995)92.1378.18/VDm M kg kmol =⨯+-⨯= 0.98578.11(10.985)92.1378.32/LDm M kg kmol =⨯+-⨯=进料板平均摩尔质量计算由0.742F y = 查平衡曲线得 0.535F x =0.74278.11(10.742)92.1381.73/VFm M kg kmol =⨯+-⨯= 0.53578.11(10.535)92.1384.63/LFm M kg kmol =⨯+-⨯=塔底平均摩尔质量计算由20.01W x y == 查平衡曲线得 20.004x =0.0178.11(10.01)92.1391.99/VWm M kg kmol =⨯+-⨯=0.00478.11(10.004)92.1392.07/LWm M kg kmol =⨯+-⨯=精馏段平均摩尔质量78.1881.7379.96/2Vm M kg kmol +== 78.3284.6381.48/2Lm M kg kmol +== 提馏段平均摩尔质量81.7391.99'86.86/2Vm M kg kmol +==84.6392.07'88.35/2Lm M kg kmol +== ⒋ 平均密度的计算⑴气相平均密度计算由理想气体状态方程计算，即精馏段气相平均密度3101.379.96 2.72/8.3145(85.65273.15)m Vm Vm m P M kg m RT ρ⨯===⨯+ 提馏段气相平均密度3'101.386.86' 2.83/'8.314(100.6273.15)m Vm Vm m P M kg m RT ρ⨯===⨯+ ⑵液相平均密度计算液相平均密度依下式计算，即 1i Lm i a ρρ=∑塔顶液相平均密度的计算由80.3D t =℃，查手册得3814.7/A kg m ρ= 3809.7/B kg m ρ= 31814.67/(0.995/814.80.005/809.7)LDm kg m ρ==+ 进料板液相平均密度的计算由91.0F t =℃，查手册得3802.8/A kg m ρ= 3799.2/B kg m ρ=进料板液相的质量分率0.53578.110.4940.53578.110.46592.13A a ⨯==⨯+⨯ 31800.97/(0.494/802.80.506/799.2)LFm kg m ρ==+ 塔底液相平均密度的计算由110.2W t =℃，查手册得3780.1/A kg m ρ= 3780.1/B kg m ρ=塔底液相的质量分率0.00478.110.00340.00478.110.99692.13AW a ⨯==⨯+⨯ 31780.1/(0.0034/780.10.9966/780.1)LWm kg m ρ==+精馏段液相平均密度为 3814.67800.97807.82/2Lm kg m ρ+== 提馏段液相平均密度为3800.97780.1'790.54/2Lm kg m ρ+==⒌ 液体平均表面张力的计算 液相平均表面张力依下式计算 即Lm i i x σσ=∑塔顶液相平均表面张力的计算由80.3D t =℃，查手册得21.23/A mN m σ= 21.66/B mN m σ=0.99521.230.00521.6621.23/LDm mN m σ=⨯+⨯=进料板液相平均表面张力的计算由91.0F t =℃，查手册得19.94/A mN m σ= 20.53/B mN m σ=0.53519.940.46520.5320.21/LFm mN m σ=⨯+⨯=塔底液相平均表面张力的计算由110.2W t =℃，查手册得17.65/A mN m σ= 18.4/B mN m σ=0.0117.650.9918.418.39/LWm mN m σ=⨯+⨯=精馏段液相平均表面张力 21.2320.2120.72/2Lm mN m σ+== 提馏段液相平均表面张力 20.2118.39'19.30/2Lm mN m σ+== ⒍ 液体平均粘度的计算液相平均粘度依下式计算 即lg lg Lm i i x μμ=∑塔顶液相平均粘度的计算由80.3D t =℃，查手册得0.307A mPa s μ=⋅ 0.310B mPa s μ=⋅lg 0.995lg 0.3070.005lg 0.310LDm μ=⨯+⨯解出 0.307LDm mPa s μ=⋅ 进料板平均粘度的计算由91.0F t =℃，查手册得 0.277A mPa s μ=⋅ 0.284B mPa s μ=⋅lg 0.494lg 0.2770.506lg 0.284LFm μ=⨯+⨯解出 0.280LFm mPa s μ=⋅由110.2W t =℃，查手册得0.232A mPa s μ=⋅ 0.252B mPa s μ=⋅lg 0.01lg 0.2330.99lg 0.252LWm μ=⨯+⨯解出 0.252LWm mPa s μ=⋅ 精馏段平均粘度0.3070.2800.2942Lm mPa s μ+==⋅ 提馏段平均粘度 0.2800.252'0.2662Lm mPa s μ+==⋅ 六、精馏塔的塔体工艺尺寸计算由上面可知精馏段 75.83/L kmol h =117.96/V kmol h =⒈ 塔径的计算精馏段的气、液相体积流率为3117.9679.960.963/36003600 2.72Vm s Vm VM V m s ρ⨯===⨯ 375.8381.480.00212/36003600807.82Lm s Lm LM L m s ρ⨯===⨯由max u =负荷因子0.220()20L C C σ=由史密斯关联图查得20C ，图的横坐标为1/21/20.002123600807.82()()0.03790.9633600 2.72s L s V L V ρρ⨯=⨯=⨯ 取板间距0.40T H m =，板上清液层高度取0.06L h m =，则0.34T L H h m -=由史密斯关联图，得知 200.072C =气体负荷因子 0.20.22020.72()0.072()0.07252020LC C σ==⨯=max 0.0725 1.250/u m s == 取安全系数为0.7，则空塔气速为max 0.70.7 1.2500.875/u u m s ==⨯=1.184D m === 按标准塔径圆整后为 1.2D m =塔截面积为 221.134T A D m π==实际空塔气速为 0.9630.852/1.13u m s == 提馏段的气、液相体积流率为 3117.9686.86' 1.006/36003600 2.83Vm s Vm VM V m s ρ⨯===⨯ 3147.3888.35'0.00458/36003600790.54Lm s Lm LM L m s ρ⨯===⨯由max u =负荷因子0.220()20L C C σ=由史密斯关联图查得20C ，图的横坐标为1/21/2'0.004583600790.54()()0.0761' 1.0063600 2.83s L s V L V ρρ⨯=⨯=⨯ 取板间距0.45T H m =，板上清液层高度取0.06L h m =，则0.39T L H h m -=由史密斯关联图，得知 200.081C =气体负荷因子 0.20.22019.30()0.081()0.08042020L C C σ==⨯=max 0.0804 1.34/u m s == 取安全系数为0.7，则空塔气速为max 0.70.7 1.340.938/u u m s ==⨯=1.17D m === 按标准塔径圆整后为 1.2D m =塔截面积为 221.134T A D m π==实际空塔气速为 1.0060.89/1.13u m s == ⒉ 精馏塔有效高度的计算精馏段有效高度为 (1)(131)0.4 4.8T Z N H m =-=-⨯=精精提馏段有效高度为 (1)(141)0.45 5.85T Z N H m =-=-⨯=提提在进料板上方开一个人孔，其高度为0.55m故精馏塔有效高度为0.5511.2Z Z Z m =++=精提七、塔板主要工艺尺寸的计算⒈ 溢流装置计算精馏段：因塔径 1.2D m =，所以可选取单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。
空气污染中的苯,甲苯,二甲苯
空气污染中的苯，甲苯，二甲苯我们通常说的室内空气污染物包含了三大类，甲醛，苯和TVOC。
而其中说到的苯，里面其实包括了苯以及其他苯系物，而其中最主要的则是苯，甲苯以及二甲苯。
苯，化学式为C6H6，分子量78.11。
苯是最简单的芳香烃，常温下为无色有甜味的透明液体，具有可燃性，燃点为580℃。
苯有毒性，属于强烈致癌物质，苯可以引起白血病和再生障碍性贫血也被医学界公认。
在2017年10月27日，世界卫生组织国际癌症研究机构公布的致癌物清单初步整理参考，苯在一类致癌物清单中。
苯带有强烈的芳香性气味。
苯难溶于水，但易溶于有机溶剂，本身也可作为一种有机溶剂，主要用于金属脱脂。
同时，苯具有减轻爆震的作用，可作为抗爆剂加入汽油中，但由于苯对人体有不利影响，对地下水质也有污染，故目前国外对汽油中苯的限制量为不得超过1%。
甲苯，又叫甲基苯，化学式为C7H8，分子量92.14。
是苯环上一个氢被甲基取代的产物。
与苯环类似，常温下为无色澄清液体，气味与苯相似，并且具有强折光性。
甲苯性质与苯类似，难溶于水，易溶于苯，醇，醚等有机溶剂。
甲苯存在于多种矿物油中，是煤焦油的重要组分，石油的次要成分。
由于甲苯的毒性略小与苯，在很多情况下常被用于替代苯作为有机溶剂使用。
二甲苯，是苯环上两个氢被甲基取代的产物，拥有邻，间，对三种同分异构体，二甲苯实际为三种同分异构体的混合物。
常温下，二甲苯为无色透明液体，具有芳香气味，不溶于水。
二甲苯毒性相比于苯和甲苯而言较弱，属于低毒类化学物质。
其被广泛用作有机溶剂，还是医药，染料，涂料，树脂，炸药，农药等的合成原料，还可以作为清洗剂，去除车身的沥青。
医学上主要用于组织、切片的透明和脱蜡。
2017年10月27日，世界卫生组织国际癌症研究机构公布的致癌物清单初步整理参考，甲苯与二甲苯都在三类致癌物清单中。
苯系物污染对人体的危害包括：1、长期吸入苯可导致再生障碍性贫血。
长期吸入苯会出现白细胞减少和血小板减少，严重时可使骨髓造血机能发生障碍，导致再生障碍性贫血。
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应化2006-2 太井超课程设计- 1 - - 1 -化学工程学院应化2006-2 太井超化工原理课程设计化工原理课程设计苯―甲苯双组分连续精馏筛板塔的设计学院、系：化学工程学院专业班级：应用化学0６级2班学生姓名：太井超（120063301005）指导教师：张泉泓赵振宁成绩：200９年６月２日应化2006-2 太井超课程设计- 2 - - 2 -化学工程学院应化2006-2 太井超化工原理课程设计目录序言 (3)第一部分工艺设计物料衡算 (4)塔顶温度、塔底温度及Rmin (4)确定最佳操作回流比及塔板层数 (7)第二部分结构设计塔顶实际气液相体积流量 (18)塔板间距HT的选择 (19)确定液泛的动能参数 (19)计算液泛速度UF （Umax） (19)空塔气速UG (19)确定溢流方式 (19)根据VG求D (20)计算圆整后实际气速 (20)确定溢流堰高度hw 及堰上液层高度how (20)板面筛孔位置设计 (21)水力学性能参数的计算、校核 (21)负荷性能图及操作性能评定 (25)筛板塔工艺设计计算结果总表 (27)第三部分结束语结束语………………………………………………………………… 28 应化2006-2 太井超课程设计- 3 -序言- 3 -化学工程学院应化2006-2 太井超化工原理课程设计应化2006-2 太井超课程设计- 4 -苯—甲苯双组分连续精馏筛板塔的设计第一部分工艺设计一、物料衡算原料苯（78/Mkgkmol=）甲苯（92/Mkgkmol=）馏出液中低沸点组分的含量不低于0.97(质量分率)进料组成0.6780.63890.60.47892F x==+流出液组成0.97780.97440.970.037892D x==+14000/Fkgh= 将F换成/kmolh平均摩尔质量0.6389780.36119283.055/Mkgkmol=×+×=14000/168.563/83.055/kghFkmolhkgkmol==回收率0.98DAF DxFxη== 0.97440.98168.5630.6389D×=×流出液的流量0.98168.5630.6389108.314/0.9744Dk××==釜底流量168.563108.31460.249/WFDkmolh=−=−=易挥发组分（苯）物料衡算FD FxDxWx=+釜底组成168.5630.6389108.3140.974460.2490.03575FDw FxDxxW−×−×===二、塔顶温度、塔底温度及min R1、确定操作压力760PmmHg=顶- 4 -化学工程学院应化2006-2 太井超化工原理课程设计应化2006-2 太井超课程设计- 5 -假设有25块板10076025943.82413.6PmmHg=+×=底2、计算塔顶温度（露点）tα设81.35o tC=αlg oAAAAa BPACt=−+据查表得：1211ln6.906220.8oAa Pt=−+代入数据得：1211lg6.9062.8987281.35220.8oA P=−=+790.782oA PmmHg=790.7821.0450760oAA PKP===顶1344ln6.9532.4817281.35219.4oBBBBa BPACt=−=−=++同理，304.91mm oB PH=304.910.401197760oBB PKP===顶AAA yxK= 其中AD yx=0.97440.936471.0405AAA yxK===BBB yxK= 其中1BA yy=−0.02560.0638090.401197BBB yxK===- 5 -化学工程学院应化2006-2 太井超化工原理课程设计应化2006-2 太井超课程设计- 6 -110.936470.06380910.000280.0004iAB xxx−=−−=+−=<Σ所以确定塔顶温度83.15o tC=顶790.7822.593493304.91oAoB PPα∴===顶3、塔底温度tβ（泡点）设塔底温度116.77o tCβ=lg oAAAA BPACtβ=−+ lg oBBBB BPACtβ=−+查表得：1211lg6.906220.81344lg6.953219.4oAoB PtPtββ=−+=−+代入数据得：1211lg6.9063.318596220.8116.771344lg6.9532.95500219.4116.77oAoB PP=−=+=−=+2082.552oA PmmHg= 901.608oB PmmHg=2082.5520.078883943.824oAAw PyxP===底同理901.608(1)0.964250.9211306943.824oBBw PyxP=−=×=底110.0788830.921130610.000014(0.0004)AB yiyyε−=+−=+−=<Σ所以确定116.77o tC=底应化2006-2 太井超课程设计- 7 -B2082.5522.30979901.618oAo PPα===底所以 2.5934932.309792.44753ααα=×=×=顶底4.求最小回流比min R泡点进料q=10.6389PF xx==2.447530.63890.81241(1)11.447530.6389PPP xyxαα×===+−+×最小回流比min0.97440.81240.93370.81240.6389DDPP xyRyx−−===−−三、确定最佳操作回流比及塔板层数1、确定最佳操作回流及理论塔板数采用逐板法计算R=（1.1，1.2, 1.3，1.4, 1.5，1.6，1.7，1.8, 1.9, 2.0）min R 的理论塔板层数已知条件有0.6389F x=0.9744D x= 0.03575w x=168.563/Fkmo= 108.314/Dkmolh= 60.249/Wkmo =2.44753α= min0.9337R=(1) min1.11.10.93371.0271RR=×=×=相平衡方程1(1)2.447531.44753nnnnn yyxyyα==−−−精馏段：10.50690.480711Dnnn xRyxxRR+=+=+++Y 1=XD=0.9744 X1=0.9396 Y2=0.9570 X2=0.9009Y3=0.9374 X3=0.8595 Y4=0.9164 X4=0.8175Y5=0.8949 X5=0.7983 Y6=0.8854 X6=0.7594- 7 -化学工程学院应化2006-2 太井超化工原理课程设计应化2006-2 太井超课程设计- 8 -Y 7 =0.8656 X 7 =0.7246 Y 8 =0.8480 X 8 =0.6951Y 9 =0.8330 X 9 =0.6708 Y 10 =0.8207 X 10=0.6516Y 11 =0.8110 X 11 =0.6368 X 11 =0.6368＜X F （0.6389）所以此操作回流比下精馏段理论塔板数为11（块） 提馏段：11.27440.00981mnn LFWyxLFWLFWx ++=−+−+−=− X 0=F x =0.6389Y 1=0.8044 X 1 =0.6269 Y 2 =0.7891 X 2=0.6045Y 3=0.7606 X 3 =0.5649 Y 4 =0.7101 X 4 =0.5002Y 5 =0.6276 X 5=0.4078 Y 6 =0.5099 X 6 =0.2083Y 7=0.3703 X 7=0.1937 Y 8 =0.2370 X 8 =0.1126Y 9 =0.1327 X 9 =0.05932 Y 10=0.06579 X 10 =0.02797X 10=0.02797＜X W （0.03575）此操作回流比下提馏段理论塔板数为10（块） 全塔理论塔板数N T =11+10-1=20（块）(2) min R=1.2R1.20.93371.12044=×=相平衡方程 1(1)2.447531.44753nnnnn yyxyy α==−−− 精馏段：10.52840.459511Dnnn xRyxxRR +=+=+++Y 1=X D =0.974 X 1 =0.9396 y 2=0.9560 X 2 =0.8988y 3 =0.9344 X 3 =0.8534 y 4 =0.9104 X 4 =0.8059- 8 -化学工程学院 应化 2006-2 太 井 超 化工原理课程设计应化 2006-2 太 井 超 课程设计 - 9 -y 5 =0.8853 X5=0.7592 y6 =0.8607 X6 =0.7163y7 =0.8380 X7=0.6908 y8 =0.8245 X8 =0.6575y9 =0.8069 X9=0.6306＜XF（0.6389）所以此操作回流比下精馏段理论塔板数为9（块）提馏段：11.26230.00938wmnn WxDRFyxDRFWDRFWx++=−+−+−=−X 0= XF=0.6389y 1=0.7971 X1=0.6161 y2 =0.7683 X2=0.5753y 3=0.7168 X3=0.5084 y4 =0.6324 X4=0.4128y 5=0.5117 X5=0.2998 y6 =0.3691 X6 =0.19296y 7 =0.2341 X7=0.1110 y8 =0.1307 X8 =0.05787y 9=0.000543 X9=0.000222＜XW（0.03575）此操作回流比下提馏段理论塔板数为9（块）全塔理论塔板数NT=9+9-1=17（块）(3) min1.31.30.93371.2138RR==×=相平衡方程1(1)2.447531.44753nnnnn yyxyyα==−−− 精馏段：10.54830.440111Dnnn xRyxxRR+=+=+++y=XD =0.9744 X1=0.9396 y2 =0.9553 X2 =0.8972y3 =0.9320 X3=0.8485 y4 =0.9053 X4 =0.7962y5 =0.8767 X5=0.7439 y6 =0.8480 X6 =0.6951y7=0.8212- 9 -化学工程学院应化2006-2 太井超化工原理课程设计应化2006-2 太井超课程设计- 10 -X7=0.6524 y8 =0.7978 X8 =0.6172＜X F （0.6389）所以此操作回流比下精馏段理论塔板数为8（块）提馏段：11.25130.00898wmnn WxDRFyxDRFWDRFWx++=−+−+−=−X 0=XF=0.6389y 1 =0.7905 X1=0.6066 y2=0.7501 X2 =0.5508y 3 =0.6802 X3=0.4650 y4=0.5729 X4 =0.3540y 5 =0.4320 X5=0.2386 y6=0.2896 X6 =0.1176y 7 =0.1382 X7=0.06149 y8 =0.06796X 8=0.02893＜XW（0.03575）此操作回流比下提馏段理论塔板数为8（块）全塔理论塔板数NT=8+8-1=15（块）(4) min1.41.40.93371.3072RR==×=向平衡方程1(1)2.447531.44753nnnnn yyxyyα==−−− 精馏段：10.56660.422311Dnnn xRyxxRR+=+=+++y1=XD=0.9744 X1=0.9396 y2 =0.9547 X2 =0.8959y3 =0.9299 X3=0.8442 y4 =0.9006 X4 =0.7873y5 =0.8684 X5=0.7294 y6=0.8356 X6 =0.6750y7 =0.8048 X7=0.6275＜XF（0.6389）所以此操作回流比下精馏段理论塔板数为 7（块）提馏段：- 10 -化学工程学院应化2006-2 太井超化工原理课程设计应化2006-2 太井超课程设计- 11 -11.24110.00862wmnn WxDRFyxDRFWDRFWx ++=−+−+−=−X 0 =X F =0.6389y 1 =0.7843 X 1=0.5977 y 2=0.7332 X2=0.5289 y 3 =0.6478 X 3=0.4291 y 4=0.5239 X4=0.3110 y 5 =0.3734 X 5=0.1958 y 6=0.2344 X6=0.1112y 7 =0.1294 X7=0.05725 y 8 =0.06243X 8=0.02649＜X W （0.03575）此操作回流比下提馏段理论塔板数为8（块） 全塔理论塔板数N T =7+8-1=14（块）(5) min 1.51.50.93371.4006RR ==×=向平衡方程 1(1)2.447531.44753nnnnn yyxyy α==−−− 精馏段：10.58340.405911Dnnn xRyxxRR +=+=+++y 1=XD=0.9744 X 1 =0.9396 y 2 =0.9541 X 2 =0.8947y 3 =0.9279 X 3=0.8402 y 4 =0.8961 X 4 =0.7789y 5 =0.8603 X5=0.7156 y 6=0.8234 X 6 =0.6558y 7 =0.7885 X7=0.6037＜X F （0.6389）所以此操作回流比下精馏段理论塔板数为 7（块） 提馏段：11.23170.00828wmnn WxDRFyxDRFWDRFWx ++=−+−+−=−应化 2006-2 太 井 超 课程设计 - 12 -X 0 =X F =0.6389y 1 =0.7786 X 1=0.5896 y 2=0.7179 X2=0.5097 y 3 =0.6195 X 3=0.3995 y 4=0.4838 X4=0.2769 y 5 =0.3328 X 5=0.1693 y 6=0.2002 X6=0.09278y 7 =0.1060 X7=0.04621 y 8 =0.04864X 8=0.02046＜X W （0.03575）此操作回流比下提馏段理论塔板数为8（块） 全塔理论塔板数N T =7+8-1=14（块）(6) min 1.61.60.93371.4939RR ==×=向平衡方程 1(1)2.447531.44753nnnnn yyxyy α==−−− 精馏段：10.59900.390711Dnnn xRyxxRR +=+=+++y 1=X D=0.9744 X1=0.9396 y 2=0.9535 X 2 =0.8934y 3 =0.9258 X 3=0.8360 y 4 =0.8915 X 4 =0.7705 y 5 =0.8522 X5=0.7020 y 6 =0.8112X 6 =0.6371 ＜X F （0.6389）所以此操作回流比下精馏段理论塔板数为 6（块） 提馏段：11.22300.00791wmnn WxDRFyxDRFWDRFWx ++=−+−+−=− X 0 =X F =0.6389y 1 =0.7735 X 1=0.5825 y 2 =0.7545 X 2=0.4934- 12 -化学工程学院 应化 2006-2 太 井 超 化工原理课程设计应化 2006-2 太 井 超 课程设计 - 13 -y 3=0.5955 X3=0.3756 y4 =0.4514 X4=0.2516y 5=0.2998 X5=0.1487 y6 =0.1740 X6 =0.07925y 7 =0.08901 X7=0.03839 y8 =0.03904X 8 =0.01633＜XW（0.03575）此操作回流比下提馏段理论塔板数为8（块）全塔理论塔板数NT=6+8-1=13（块）(7) min1.71.70.93371.5873RR=×=×=向平衡方程1(1)2.447531.44753nnnnn yyxyyα==−−− 精馏段：10.61350.376611Dnnn xRyxxRR+=+=+++y 1=XD=0.9744 X1=0.9396 y2=0.9530 X2 =0.8923y 3 =0.9240 X3=0.8324 y4 =0.8872 X4 =0.7627y 5 =0.8445 X5=0.6893 y6 =0.79995X 6 =0.6197＜XF（0.6389）所以此操作回流比下精馏段理论塔板数为 6（块）提馏段：11.21500.00769wmnn WxDRFyxDRFWDRFWx++=−+−+−=−X 0=XF=0.6389y 1=0.7686 X1=0.5757 y2 =0.6918 X2=0.4784y 3=0.5736 X3=0.3547 y4 =0.4233 X4=0.2307y 5=0.2726 X5=0.1328 y6 =0.1537 X6 =0.6908- 13 -化学工程学院应化2006-2 太井超化工原理课程设计应化2006-2 太井超课程设计- 14 -y 7 =0.07624 X7=0.03262＜XW（0.03575）此操作回流比下提馏段理论塔板数为7（块）全塔理论塔板数NT=6+7-1=12（块）(8) min1.81.80.93371.6807RR==×=相平衡方程1(1)2.447531.44753nnnnn yyxyyα==−−− 精馏段：10.62700.363511Dnnn xRyxxRR+=+=+++y 1=0.9744 X1=0.9396 y2=0.9526 X2 =0.8914y 3 =0.9224 X3=0.8293 y4 =0.8835 X4 =0.7560y 5 =0.8375 X5=0.6780 y6 =0.7886X 6 =0.6038＜XF（0.6389）所以此操作回流比下精馏段理论塔板数为 8（块）提馏段：11.20750.00742wmnn WxDRFyxDRFWDRFWx++=−+−+−=−X 0=XF=0.6389y 1 =0.7641 X1=0.5696 y2 =0.6804 X2=0.4652y 3=0.5543 X3=0.3369 y4 =0.3994 X4=0.2137y 5=0.25061 X5=0.1202 y6 =0.1377 X6 =0.06125y 7 =0.06654 X7=0.02830＜XW（0.03575）此操作回流比下提馏段理论塔板数为7（块）全塔理论塔板数NT=6+7-1=12（块）(9) min1.91.90.93371.7740RR==×=- 14 -化学工程学院应化2006-2 太井超化工原理课程设计应化2006-2 太井超课程设计- 15 -相平衡方程1(1)2.447531.44753nnnnn yyxyyα==−−− 精馏段：10.63950.359611Dnnn xRyxxRR+=+=+++y 1=XD=0.9744 X1=0.9396 y2=0.9605 X2 =0.9086y3 =0.9406 X3=0.8661 y4 =0.9135 X4 =0.8118y 5 =0.8787 X5=0.7475 y6 =0.8376 X6 =0.6752y7=0.2933 X7=0.6106 ＜XF（0.6389）所以此操作回流比下精馏段理论塔板数为 7（块）提馏段：11.20050.00717wmnn WxDRFyxDRFWDRFWx++=−+−+−=−X 0 =XF=0.6389y 1 =0.7598 X1=0.5638 y2 =0.6697 X2=0.4531y 3=0.5368 X3=0.3213 y4 =0.3786 X4=0.1993y 5=0.2321 X5=0.1099 y6 =0.1247 X6 =0.05501y 7 =0.05887 X7=0.02492＜XW（0.03575）此操作回流比下提馏段理论塔板数为7（块）全塔理论塔板数NT=7+7-1=13（块）(10) min2.02.00.93371.8674RR==×=相平衡方程1(1)2.447531.44753nnnnn yyxyyα==−−−精馏段：10.65130.339811Dnnn xRyxxRR+=+=+++- 15 -化学工程学院应化2006-2 太井超化工原理课程设计应化2006-2 太井超课程设计- 16 -y 1=0.9744 X1=0.9396 y2=0.9518 X2 =0.8897y 3 =0.9193 X3=0.8231 y4 =0.8677 X4 =0.7282y 5 =0.8141 X5=0.6415 y6 =0.7576X 6 =0.5608＜XF（0.6389）所以此操作回流比下精馏段理论塔板数为 6（块）提馏段：11.19400.00694wmnn WxDRFyxDRFWDRFWx++=−+−+=−X 0 =XF=0.6389y 1=0.6627 X1=0.4453 y2=0.5247 X2 =0.3108y 3 =0.3642 X3=0.1897 y4=0.2196 X4 =0.1031y 5 =0.1162 X5=0.05098 y6 =0.0539X 6 =0.02274＜XW（0.03575）此操作回流比下提馏段理论塔板数为6（块）全塔理论塔板数NT=6+6-1=11（块）回流比R为1.12.0倍:min R，步长为0.1min R时各塔段及全塔理论塔板数如下表： R为n倍min R 全塔理论塔板数NTR为n倍min R 全塔理论塔板数NT1.1 20 1.6 13 1.2 17 1.7 12 1.3 15 1.8 12 1.4 14 1.9 13 1.5 142.0 11。