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。
苯 甲苯 二甲苯的降解
苯甲苯二甲苯的降解一、苯的降解苯是一种常见的有机化合物，由六个碳原子和六个氢原子组成。
苯可通过多种途径进行降解，其中最常见的是通过氧化反应。
苯在存在氧气的条件下，可以被氧气氧化成苯酚。
苯酚是一种具有酸性的有机化合物，可以与碱反应生成苯酚的盐类。
此外，苯还可被氧化成苯醛、苯甲醛等有机化合物。
二、甲苯的降解甲苯是一种含有甲基基团的苯类化合物，由苯环上的一个氢原子被甲基基团取代而成。
甲苯的降解过程与苯类似，也可以通过氧化反应进行。
甲苯在存在氧气的条件下，可以被氧气氧化成甲苯酚。
甲苯酚是一种具有酸性的有机化合物，可以与碱反应生成甲苯酚的盐类。
此外，甲苯还可被氧化成甲苯醛、苯甲醛等有机化合物。
三、二甲苯的降解二甲苯是一种含有两个甲基基团的苯类化合物，由苯环上的两个氢原子被甲基基团取代而成。
二甲苯的降解过程与苯类似，同样可以通过氧化反应进行。
二甲苯在存在氧气的条件下，可以被氧气氧化成二甲苯酚。
二甲苯酚是一种具有酸性的有机化合物，可以与碱反应生成二甲苯酚的盐类。
此外，二甲苯还可被氧化成二甲苯醛、苯甲醛等有机化合物。
总结：苯、甲苯、二甲苯是常见的有机化合物，它们可以通过氧化反应进行降解。
在存在氧气的条件下，苯、甲苯、二甲苯分别可以被氧气氧化成苯酚、甲苯酚、二甲苯酚。
这些酚类化合物具有酸性，可以与碱反应生成相应的盐类。
此外，苯、甲苯、二甲苯还可被氧化成苯醛、甲苯醛、二甲苯醛等有机化合物。
苯、甲苯、二甲苯的降解过程对于环境保护和污染治理具有重要意义，因为它们在生活和工业中的广泛应用可能会导致环境污染。
因此，对于苯、甲苯、二甲苯的降解机理的研究具有重要的科学意义和应用价值。
用化学方法鉴别苯甲苯
用化学方法鉴别苯甲苯要用化学方法鉴别苯和甲苯，我们可以通过一系列实验和测试来确定它们的化学性质和物理性质。
以下是一些可能的方法：1. 熔点测定：苯的熔点为5.5，而甲苯的熔点为-95。
我们可以通过测量样品的熔点来鉴别苯和甲苯。
将苯和甲苯样品分别放置在装有温度控制的熔点仪中，逐渐升温并观察样品是否融化。
若样品在5.5时融化，则为苯；若样品在-95时融化，则为甲苯。
2. 红外光谱（IR）分析：红外光谱可以提供有关样品化学键的信息。
苯和甲苯在红外光谱上会显示不同的特征峰，用于鉴别它们之间的差异。
在红外光谱中，苯会显示一个1480-1600 cm^-1的特征峰，这是苯环中C-C键的拉伸振动。
甲苯则会显示一个1460-1580 cm^-1的小峰，因为它由苯环和一个甲基组成。
3. 氯水试验：苯和甲苯对氯水有不同的反应。
将少量氯水加入待测样品中，苯的溶液会变成深红色，而甲苯的溶液则不会发生颜色变化。
这是因为苯在氯水的作用下会发生亲电取代反应，并形成氯代苯。
而甲苯中的甲基对亲电试剂的反应性很低，因此不会发生反应。
4. 加碘试验：苯和甲苯对碘水有不同的反应。
溴水溶液中加入少量红磷，然后加入待测样品，苯的溶液会变为淡黄色，而甲苯的溶液则不会发生颜色变化。
这是因为苯对碘的亲电试剂较为反应，形成加成物。
而甲苯中的甲基对亲电试剂的反应性较低，不会发生反应。
5. 碱试剂反应：苯和甲苯对碱试剂的反应也有所不同。
将待测样品与氢氧化钠溶液反应，苯会被氢氧化钠严重氧化，产生苯酚。
而甲苯在反应时并不会发生明显的变化。
这是因为苯对氢氧化钠具有较高的反应性，而甲苯的甲基对氢氧化钠没有明显的反应性。
通过以上实验和测试，我们可以鉴别苯和甲苯。
通过测定熔点，进行红外光谱分析，进行氯水试验、加碘试验和碱试剂反应，我们可以准确地鉴别出苯和甲苯。
苯、甲苯安全生产要点
苯、甲苯安全生产要点1工艺简述苯、甲苯是重要的基本有机原料。
采用环丁砜抽提法制苯、甲苯（联产品）的生产工艺是以重整液为原料，环丁砜作溶剂，用抽提和提馏相结合的方法除去其中的非芳烃后，将苯、甲苯抽提出来，以达到分离芳烃的目的。
其工艺过程主要由抽提、提馏、白土处理和分离工序组成。
抽提工艺是将含碳六、碳七芳烃组分的重整液，从抽提塔下部入塔，与自上而下的环丁砜溶剂在塔内逆流接触，非芳烃在塔顶导出，塔底富溶剂送至提馏塔上部，含有非芳烃和苯的塔顶蒸汽冷凝和冷却后送至水汽提塔，除去溶剂中的水分去抽提塔。
塔底富溶剂则送至溶剂回收塔蒸出碳六、碳七，再通过白土塔除去其中的微量烯烃，然后经苯塔分离出高纯度的苯和甲苯。
本装置生产中所接触的物料苯、甲苯和非芳烃碳五等均为易燃、易爆、有毒物质。
2重点部位2.1抽提塔系用环丁砜作萃取溶剂萃取苯、甲苯的设备，是本装置生产的关键部位。
该塔操作比较复杂，工艺参数控制要求严格。
操作失误及维护保养不当造会成事故，环丁砜冰点较高（27.4—27.8℃），非常容易冻结管线，特别是仪表管线的堵塞，可造成生产控制紊乱。
2.2苯塔是本装置的成品塔。
苯和甲苯都极易燃、易爆，且毒性大，苯的冰点又高（5.4℃），容易冻结堵塞管线，存在危险因素较多，特别是冬季生产更应注意。
3安全要点3.1抽提塔3.1.1经常注意对抽提温度、溶剂比、塔底溶剂与烃相液面、抽提压力等重要操作指标进行检查，使之保持在规定范围内，防止上述指标波动造成溶解度与选择性、收率与质量失去平衡，以及系统操作控制紊乱等。
3.1.2注意对管道特别是仪表管线保温（蒸汽伴管）的检查。
要防止因控制仪表管线冻结堵塞造成误指示引起误操作。
仪表要定期校验和维护保养，保持操作机构灵活完好。
3.1.3停车时要注意检查系统内物料是否排出，防止物料在塔内凝结。
降温期间应注意塔压变化，不能造成负压，压力降低时应补氮气充压。
3.2苯塔3.2.1注意对塔底和塔顶压力差、温度差及回流比的监视，特别是顶温度和回流比，发现压力和温度差及塔顶温度异常升高、回流比过大，操作人员应及时调节处理，防止发生塔液泛和污染塔顶产品。
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。
苯和甲苯的汽化潜热表
苯和甲苯的汽化潜热表引言汽化潜热是物质由液体相转变为气体相所需吸收的热量，它是物质的重要性质之一。
本文将讨论两种常见有机化合物——苯和甲苯的汽化潜热表。
通过对它们的汽化潜热进行研究和了解，可以更好地理解它们的物理性质和应用领域。
苯的汽化潜热苯，化学式C6H6，是一种无色、具有特殊芳香味的液体。
它在一定条件下能够汽化成为气体。
通过研究苯的汽化潜热，可以更好地了解苯的物理性质。
苯的基本性质•苯的密度是0.88克/立方厘米，沸点为80.1摄氏度。
它在常温下是一种挥发性液体，具有较低的汽化潜热。
•苯具有良好的溶解性，可以与许多有机和无机物质发生反应。
这使得苯在许多领域中得到广泛的应用，如化工、医药和材料科学等。
苯的汽化潜热苯的汽化潜热是将苯由液体相转变为气体相所需吸收的热量。
根据实验数据统计，苯的标准汽化潜热为30.8千焦/摩尔。
在常温下，苯的汽化潜热较低，表明它易于汽化。
甲苯的汽化潜热甲苯，化学式C7H8，是一种无色液体，具有强烈刺激性气味。
它也能够通过汽化转变为气体，其汽化潜热值的了解有助于对甲苯的性质进行深入研究。
甲苯的基本性质•甲苯的密度为0.87克/立方厘米，沸点为139摄氏度。
和苯相比，甲苯具有较高的沸点和较低的汽化潜热。
•甲苯是一种重要的溶剂，在化工生产、油漆涂料和医药等领域有广泛的应用。
甲苯的汽化潜热根据实验数据统计，甲苯的标准汽化潜热为35.3千焦/摩尔。
甲苯相较于苯有着更高的汽化潜热，说明其汽化需要吸收更多热量。
总结通过对苯和甲苯的汽化潜热进行研究，我们可以了解到它们的物理性质和应用领域。
苯和甲苯都是重要的有机化合物，在化工、医药和材料科学等领域有广泛应用。
它们的汽化潜热值的差异反映了它们分子之间的相互作用力的差异。
这种了解有助于我们更好地掌握和应用这些有机化合物，推动相关领域的发展。
参考文献1.罗俊爽, 等. 有机物的汽化潜热. 《物理化学学报》, 2010, 26(1): 19-24.2.Zverev V. A., et al. m-Xylene. 《Journal of physical and chemicalreference data》, 2014, 43(1): 13205.3.Pethica B. A., et al. Benzene. 《Journal of physical and chemicalreference data》, 2011, 40(1): 013105.。
苯与甲苯的鉴别
苯与甲苯的鉴别1. 前言苯和甲苯都是常见的有机化合物，它们具有相似的物理性质和化学性质，因此鉴别它们可能会有一定的挑战。
本文将介绍苯与甲苯的鉴别方法，包括外观特征、物理性质、化学性质等方面，帮助读者准确鉴别苯和甲苯。
2. 外观特征苯和甲苯在外观上具有一定的区别，这可以是最简单的鉴别方法之一。
•苯是无色、透明的液体，具有类似水的外观。
•甲苯是无色或浅黄色的液体，具有类似汽油的外观。
通过观察其外观特征，我们可以初步判断样品是苯还是甲苯。
3. 溶解性苯和甲苯在溶解性方面也有一些不同。
•苯是脂溶性溶剂，可以溶解多种有机物。
•甲苯也是脂溶性溶剂，可以溶解多种有机物，但溶解性略弱于苯。
通过将所要鉴别的物质与苯或甲苯混合，并观察其溶解情况，可以进一步确定样品的性质。
4. 密度苯和甲苯在密度方面也有一些差异。
•若将苯和甲苯置于水中，苯会浮在水面上，因为苯的密度略低于水的密度。
•甲苯则会沉入水中，因为甲苯的密度略高于水的密度。
通过观察样品在水中的表现，我们可以初步判断样品是苯还是甲苯。
5. 燃烧特性苯和甲苯在燃烧特性上也存在一些不同。
•苯是易燃液体，遇明火会燃烧并伴有黑色烟雾。
•甲苯同样是易燃液体，但燃烧相对比苯更加干净，并且产生的烟雾较少。
通过进行火焰试验，即将待鉴别物质置于明火中观察其燃烧特性，我们可以进一步确定样品是苯还是甲苯。
6. 化学反应特性苯和甲苯在化学反应特性上有很多不同。
•苯可被硝酸与浓硫酸混合后加热硝化，生成硝基苯（硝基化反应）。
•甲苯在类似条件下发生磺化反应，生成甲基磺酸甲苯（磺化反应）。
通过对待鉴别物质进行硝化反应或磺化反应试验，我们可以进一步确定样品是苯还是甲苯。
7. 色谱法鉴别苯和甲苯的色谱图也有一些差异，可以通过色谱法进一步鉴别。
•使用气相色谱分析苯和甲苯时，它们在色谱图上具有不同的峰形和保留时间。
通过比对待鉴别物质的色谱图与已知苯和甲苯的色谱图，我们可以准确地鉴别样品。
8. 总结综上所述，我们可以通过观察外观特征、溶解性、密度、燃烧特性、化学反应特性和色谱法鉴别，准确判断样品是苯还是甲苯。
苯和甲苯的鉴别方法
苯和甲苯的鉴别方法
嘿，大家知道苯和甲苯吗？它们可是化学世界里挺重要的角色呢！那怎么来鉴别它们呢？这可得好好讲讲啦。
苯呢，就像是一个安静的小透明，它有着独特的性质。
而甲苯呢，就像是苯的稍微活泼一点的兄弟。
可以从气味上来感受一下呀！苯通常有一种独特的芳香气味，有点像神秘的香味。
而甲苯的气味呢，相对来说可能会更浓郁一些，就好像更加强烈的香味。
你能想象一下那种不同吗？
再看看物理性质呀。
苯的沸点相对较低，而甲苯的沸点会稍高一些。
这就好像两个人跑步，一个速度稍慢，一个稍微快点。
还有呢，它们在化学反应中的表现也不一样哦！苯相对比较稳定，不太容易发生一些激烈的反应。
但甲苯就可能会更积极一些，就如同一个更爱表现的家伙。
说到这里，难道还不好区分苯和甲苯吗？它们就像是两个有着不同个性的家伙站在你面前，只要你细心去观察、去感受，肯定能发现它们的不同之处呀！所以呀，鉴别苯和甲苯并不是什么难事，只要我们用心去了解它们的特点，就能轻松搞定啦！不用怀疑，就是这么简单！。
苯甲苯精馏工艺流程
苯甲苯精馏工艺流程
《苯甲苯精馏工艺流程》
苯甲苯（又称甲苯）是一种重要的有机化合物，常用作溶剂或起始原料，通常通过精馏工艺来生产高纯度的苯甲苯。
下面将介绍苯甲苯精馏工艺的流程。
首先，将含有苯甲苯的原料混合物加热至其沸点，然后通过蒸馏的方式将其分离。
在这个过程中，通过不同温度下的蒸馏，可以分离出不同纯度的苯甲苯。
一般来说，苯甲苯的沸点为136℃，可以通过控制加热温度来控制分馏的纯度。
然后，通过凝结冷却，将蒸汽转变为液态的苯甲苯，这样就得到了较高纯度的苯甲苯产品。
接着，可以对残渣进行再生产或处理，提高整体产出率。
最后，苯甲苯产品经过检测、包装后即可出厂销售或用作下游生产原料。
在整个工艺流程中，需要严格控制温度、压力和流量等工艺参数，以确保产品的质量和安全。
通过上述精馏工艺流程，可以生产出高品质的苯甲苯产品，满足市场需求，并为其他工业生产提供原料保障。
苯和甲苯的沸点
苯和甲苯的沸点苯和甲苯是常见的有机化合物，它们都是芳香烃，具有较高的挥发性和热稳定性。
苯的化学式为C6H6，甲苯的化学式为C7H8。
两者的分子结构非常相似，但由于甲苯分子中含有甲基基团，因此其物理化学性质与苯有所不同。
其中一个最显著的区别是它们的沸点。
沸点是指在标准大气压下，液态物质变为气态的温度。
对于苯和甲苯这两种化合物，它们的沸点有一定的差异，这是由于它们分子间的相互作用力不同所致。
苯的沸点为80.1℃，是一种无色透明的液体，具有芳香气味。
苯分子中的6个碳原子与6个氢原子形成了一个六元环，其中每个碳原子都与两个相邻的碳原子之间共享一个电子对。
这种电子共享形成了一种稳定的芳香环结构，使得苯分子中的电子云密度均匀分布，分子间的相互作用力较弱。
因此，苯的沸点比较低，易于挥发。
甲苯的沸点为139℃，是一种无色透明的液体，具有类似于苯的芳香气味。
与苯类似，甲苯分子中也含有一个芳香环结构，但在其中的一个碳原子上还带有一个甲基基团。
这个甲基基团使得甲苯分子间的相互作用力增强，分子间的作用力变得更加紧密。
因此，甲苯的沸点比苯高得多，不易挥发。
除了沸点之外，苯和甲苯还有许多其他的物理化学性质有所不同。
例如，它们的密度、熔点、溶解度等都有所不同。
这些差异使得它们在不同的应用领域中具有不同的用途。
苯是一种重要的有机溶剂，广泛应用于化学工业中。
它可以用于提取天然产物中的有机化合物，也可以作为反应物或溶剂用于有机合成反应中。
由于苯的挥发性较高，它还可以作为燃料或燃料添加剂使用。
甲苯的应用范围更广泛。
它不仅可以用作有机溶剂，还可以用于制造塑料、橡胶、染料、药品、香料等化学品。
此外，甲苯还是一种重要的工业原料，在石化、涂料、油墨等领域中广泛应用。
总之，苯和甲苯是两种常见的有机化合物，它们的沸点是由于它们分子间的相互作用力不同而产生的差异。
这些性质使得它们在不同的应用领域中具有不同的用途。
在今后的化学研究和工业生产中，苯和甲苯将继续发挥重要的作用。
苯甲苯精馏工艺流程
苯甲苯精馏工艺流程
《苯甲苯精馏工艺流程》
苯甲苯是一种重要的化工原料，其精馏工艺流程是指将原始苯甲苯通过加热、蒸馏和冷凝等操作步骤，分离出苯和甲苯两种成分。
这种精馏工艺流程通常在炼油厂或化工厂中进行，下面将对其进行简要描述。
首先，将原始苯甲苯加入精馏塔中，并加热至适当温度，使其部分汽化。
随着温度升高，苯和甲苯的汽化温度分别为80℃
和135℃，因此在适当温度下，苯和甲苯将分别蒸发成为蒸汽。
然后，蒸汽混合物进入精馏塔顶部，并在塔内通过一系列塔板。
在塔内，苯和甲苯根据其沸点的不同，会在塔板上冷凝成为液体，并沿着塔板逐渐往下流动。
接着，通过适当的压力和温度控制，苯和甲苯分别沿着精馏塔的不同出口离开塔体。
苯通常在较低位置的出口处抽出，而甲苯在稍高的位置出口处抽出。
这样就实现了对苯和甲苯的分离。
最后，通过冷凝操作，将抽出的苯和甲苯冷却成为液体，然后通过收集装置收集并储存起来。
这样就完成了苯甲苯的精馏过程，实现了从混合物到纯净产品的分离和提纯。
综上所述，苯甲苯的精馏工艺流程通过加热、蒸馏和冷凝等操作步骤，将原始混合物分离成为苯和甲苯两种成分，是一种重要的化工工艺流程。
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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。