万吨苯甲苯连续精馏装置工艺设计精馏塔设计说明化工设计
苯_甲苯连续板式精馏塔的设计方案
苯-甲苯连续板式精馏塔的设计方案1.1精馏塔精馏塔是一圆形筒体，塔装有多层塔板或填料，塔中部适宜位置设有进料板。
两相在塔板上相互接触时，液相被加热，液相中易挥发组分向气相中转移；气相被部分冷凝，气相中难挥发组分向液相中转移，从而使混合物中的组分得到高程度的分离。
简单精馏中，只有一股进料，进料位置将塔分为精馏段和提馏段，而在塔顶和塔底分别引出一股产品。
精馏塔，气、液两相的温度和压力自上而下逐渐增加，塔顶最低，塔底最高本设计为筛板塔，筛板的突出优点是结构简单、造价低、塔板阻力小且效率高。
但易漏液，易堵塞。
然而经长期研究发现其尚能满足生产要求，目前应用较为广泛。
1.2再沸器作用：用以将塔底液体部分汽化后送回精馏塔，使塔气液两相间的接触传质得以进行。
本设计采用立式热虹吸式再沸器，它是一垂直放置的管壳式换热器。
液体在自下而上通过换热器管程时部分汽化，由在壳程的载热体供热。
立式热虹吸特点：▲循环推动力：釜液和换热器传热管气液混合物的密度差。
▲结构紧凑、占地面积小、传热系数高。
▲壳程不能机械清洗，不适宜高粘度、或脏的传热介质。
▲塔釜提供气液分离空间和缓冲区。
1.3冷凝器以将塔顶蒸气冷凝成液体，部分冷凝液作塔顶产品，其余作回流液返回塔顶，使塔气液两相间的接触传质得以进行，最常用的冷凝器是管壳式换热器。
1.4精馏设计方案的制定及说明1.5基础数据的搜集表1 苯和甲苯的物理性质L表8常压下苯——甲苯的气液平衡数据2.工艺计算2.1生产要求:原料液组成：苯34.5%（wt%）。
产品中：苯含量98.5% 残夜中：苯含量1%2.2塔的物料衡算：料液及塔顶.塔底产品含苯摩尔分数:011.013.92/9911.111.781987.013.925.111.785.9811.785.98383.013.925.6511.785.3411.785.34=+==+==+=w D f x x x平均摩尔质量:Mf=0.383⨯78.11+(1-0.383)⨯92.13=86.767kg/mol Md=0.987⨯78.11+(1-0.987)⨯92.13=78.29kg/mol Mw=0.011⨯78.11+(1-0.011) ⨯92.13=91.98kg/mol 物料衡算:总物料衡算 : D+W=F易挥发组分物料衡算 : D ×Xd+W ×Xw=F ×XfF=33.3*1038.03386.767=kmol/h D=14.497kmol/h W=23.536kmol/h设计成泡点进料后: min 0.6080.9871.680.3830.608F D F F y x R x y --===-- (查得Xf=0.383时Yf=0.608)2.3理论板层数NT 的求取min R =1.68由逐板计算法借助EXCEL 算出各个回流比下理论塔板数：y=0.686x+0.310 1.5100.00561 y'=1.510x-0.00561 y=0.702x+0.294 1.484 0.00533 y'=1.484x-0.00533 y=0.716x+0.280 1.461 0.00507 y'=1.461x-0.00507 y=0.729x+0.267 1.440 0.00484 y'=1.440x-0.00484 y=0.759x+0.238 1.392 0.00431 y'=1.392x-0.00431 y=0.751x+0.245 1.403 0.00444 y'=1.403x-0.00444 y=0.761x+0.235 1.387 0.00426 y'=1.387x-0.00426 y=0.771x+0.2261.372 0.00410 y'=1.372x-0.00410相平衡方程为: 2.47 1.47nn ny x y =-R NTR NT*(R+1) 1.2Rmin 21 2.016 63.3360 1.3Rmin 21 2.184 66.8640 1.4Rmin 19 2.352 63.6880 1.5Rmin 18 2.520 63.3600 1.6Rmin 17 2.688 62.6960 1.7Rmin 16 3.142 66.2656 1.8Rmin 16 3.024 64.3840 1.9Rmin 16 3.192 67.0720 2.0Rmin 16 3.360 69.7600图1 最优回流比的选择由图可得最优回流比R=1.6Rmin=2.688 由图得NT ＝17（包括再沸器）。
课程设计---苯-甲苯连续精馏塔设计
综合实验题目名称：苯—甲苯连续精馏塔优化设计院系化学化工学院专业化学工程与工艺班级化工xxxx班姓名 xxxxxxxxxxxxx2011-12-01一、设计题目1．苯—甲苯连续精馏塔优化设计二、设计条件1．处理量：30000吨/年。
2．料液组成（苯质量分数）： 45 ％3．塔顶产品组成（苯质量分数）： 98 ％4．塔底产品含苯：≤ 1％5．每年实际生产时间：7200h6．操作条件：常压操作，泡点进料，0.2MPa低压蒸汽，20℃冷却水，塔顶为全凝器，中间泡点进料，筛板式连续精馏塔。
回流比自定。
精馏塔顶压强4KPa。
三、设计任务1．完成精馏塔的工艺设计。
2．有关附属设备的设计和选型。
3．绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配图。
4．编写设计说明书。
目录1. 流程和工艺条件的确定和说明 (1)2. 操作条件和基础数据 (1)2.1. 操作条件 (1)2.2. 基础数据 (1)3. 精馏塔的物料衡算 (1)3.1. 原料液及塔顶、塔顶产品的摩尔分率 (1)3.2. 原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 (1)3.3. 物料衡算 (2)4. 塔板数的确定 (2)的求取 (2)4.1. 理论塔板层数NT4.1.1. 绘t-x-y图和x-y图 (2)4.1.2.最小回流比及操作回流比的确定 (4)4.1.3.精馏塔气、液相负荷的确定 (4)4.1.4. 求操作线方程 (4)4.1.5. 图解法求理论板层数 (4)4.2. 实际塔板数的求取 (4)5. 精馏塔的工艺条件及有关物性的计算 (5)5.1. 操作压力计算 (5)5.2. 操作温度计算 (5)5.3. 平均摩尔质量计算 (5)5.4.平均密度计算 (5)5.4.1. 气相平均密度计算 (5)5.4.2. 液相平均密度计算 (6)5.5. 液体平均表面张力计算 (6)5.6.液体平均黏度计算 (7)5.7. 全塔效率计算 (7)5.7.1. 全塔液相平均粘度计算 (7)5.7.2. 全塔平均相对挥发度计算 (8)5.7.3. 全塔效率的计算 (8)6. 精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (8)6.1. 塔径的计算 (8)6.2. 精馏塔有效高度的计算 (9)7. 塔板主要工艺尺寸的计算 (10)7.1. 溢流装置计算 (10)7.1.1. 堰长lW (10)7.1.2. 溢流堰高度hW (10)7.1.3. 弓形降液管宽度Wd 和截面积Af (10)7.1.4. 降液管底隙高度h (11)7.2. 塔板布置 (11)7.2.1. 塔板分布 (11)7.2.2. 边缘区宽度确定 (11)7.2.3. 开孔区面积计算 (11)7.2.4. 筛孔计算及其排列 (11)8. 筛板的流体力学验算 (12)8.1. 塔板压降 (12)8.1.1. 干板阻力hc计算 (12)8.1.2. 气体通过液层的阻力h1计算 (12)8.1.3. 液体表面张力的阻力hσ计算 (12)8.2. 液面落差 (13)8.3. 液沫夹带 (13)8.4. 漏液 (14)8.5. 液泛 (14)9. 塔板负荷性能图 (14)9.1. 漏液线 (14)9.2. 液沫夹带线 (15)9.3. 液相负荷下限线 (16)9.4.液相负荷上限线 (16)9.5.液泛线 (16)10. 主要工艺接管尺寸的计算和选取 (18)10.1. 塔顶蒸气出口管的直径dV (18)10.2. 回流管的直径dR (19)10.3. 进料管的直径dF (19)10.4. 塔底出料管的直径dW (19)11. 塔板主要结构参数表 (19)12. 设计实验评论 (20)13.参考文献 (21)14. 附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图） (22)1. 流程和工艺条件的确定和说明本设计任务为分离苯—甲苯混合物。
化工原理课程设计--苯-甲苯连续精馏塔的工艺设计(浮阀塔)
目录第1章前言31.1设计题目31.2精馏与精馏流程31.3精馏的分类41.4精馏操作的特点41.5塔板的类型与选择51.6相关符号说明5第2章精馏塔的精馏段的设计计算72.1设计方案的确定72.2精馏塔的物料衡算7原料液与塔顶、塔底产品的摩尔分数7原料液与塔顶、塔底产品的平均摩尔质量7物料衡算82.3塔板数的确定82.3.1理论板层数的确定8实际板层数求取102.4精馏塔的精馏段工艺条件与有关物性数据的计算11精馏段的操作压力11精馏段的操作温度11精馏段气、液混合物的平均摩尔质量11精馏段气、液相的平均密度12精馏段液相平均表面张力122.5精馏段的塔体工艺尺寸计算13精馏段塔径和实际空塔气速的确定13精馏段精馏塔有效高度的求取152.6精馏段塔板主要工艺尺寸的计算15精馏段溢流装置性能参数的确定15精馏段塔板布置与浮阀的数目与排列162.7精馏段塔板流体力学验算18精馏段气相通过浮阀塔板的压降18精馏段降液管中清夜层高度的确定192.8精馏段塔板负荷性能图20精馏段雾沫夹带线20精馏段液泛线21精馏段液相负荷上限线21精馏段漏液线22精馏段液相负荷下限线22第3章浮阀塔板工艺设计结果一览表23第4章设计过程的评述和讨论25 4.1回流比的选择254.2塔高和塔径254.3精馏塔的操作和调节25第5章塔附件设计265.1附件的计算26接管26筒体与封头27参考文献29课程设计心得30第1章前言1.1设计题目苯－甲苯连续精馏塔的工艺设计（浮阀塔）1.2精馏与精馏流程精馏是多级分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程。
因此可是混合物得到几乎完全的分离。
精馏可视为由多次蒸馏演变而来的。
精馏操作广泛用于分离纯化各种混合物，是化工、医药、食品等工业中尤为常见的单元操作。
化工成产中，精馏主要用于以下几种目的:⑴获得馏出液塔顶的产品；⑵将溶液多级分离后，收集馏出液，用于获得甲苯，氯苯等；⑶脱出杂质获得纯净的溶剂或半成品，如酒精提纯，进行精馏操作的设备叫做精馏塔。
苯—甲苯
化工原理课程设计设计题目：苯—甲苯连续精馏塔的工艺设计学院石油化工学院专业03高分子材料与工程2班姓名徐峰沈阳工业大学化工原理课程设计苯—甲苯连续精馏塔的工艺设计计：说明书28页表格 2 个插图 4 幅完成日期：指导教师：设计成绩：教研室主任：沈阳工业大学化工原理课程设计任务书专业班级设计人一、设计题目苯—甲苯连续精馏塔的工艺设计二、原始数据及条件1．生产能力：14.5万吨/年（7800小时/年）2．进料温度：30℃3．进料组成：32 %（质量）4．分离要求：塔顶产品95%（质量），塔底产品 3.5 %（质量）。
5．操作条件：(1) 精馏塔顶压强 3×103Pa（表压）(2) 回流比自选(3) 单板压降≯8×102 Pa (浮阀塔)；≯7×102Pa (筛板塔)三、设备型式设备型式为筛板塔/ 浮阀塔（F1型）四、设计内容及要求编制一份设计说明书，主要内容包括：1．前言2．设计方案及工艺流程说明3．工艺计算及设备的结构计算4．设计结果一览表5．设计结果的讨论和说明6．符号说明7．参考文献8．结束语五、设计日期：2005 年12月19 日至2005年12 月23 日目录1.前言2.设计方案及流程说明3.工艺计算及设备结构计算塔的物料衡算3.1.1 料液及塔顶.塔产品含苯摩尔分率3.1.2 平均分子量3.1.3 物料衡算3.2 塔板数确定3.2.1 理论塔板数的确定3.2.2 塔板效率3.2.3 实际塔板数3.3 塔的工艺条件3.3.1 操作压强3.3.2 温度3.3.3 平均分子量3.3.4 平均密度3.3.5 表面张力3.3.6 液体粘度3.3.7 气液负荷3.4 塔体的工艺尺寸计算3.4.1 塔径计算3.4.2 塔的高度计算3.5 塔板的主要工艺尺寸3.5.1 溢流装置3.5.2 塔板布置3.5.3 塔板布置及浮阀数排列3.6 浮阀流体力学验算3.6.1 气体通过浮阀塔板时压降3.6.2 雾沫夹带量的验证3.6.3 液泛验算3.6.4 漏液验证3.7 塔板负荷性能图3.7.1 雾沫夹带线3.7.2 液泛线3.7.3 液相负荷上限线3.7.4 漏夜线3.7.5 液相负荷下限线4 计算结果一览表5 设计结果说明6 符号说明7 参考文献8 结束语9 附表、图1．前言1．1塔设备的类型随着化学工业的发展，研制了设备结构。
苯–甲苯精馏塔的工艺设计
摘要目前用于气液分离的传质设备主要采用板式塔，对于二元混合物的分离，应采用连续精馏过程。
浮阀塔在操作弹性、塔板效率、压降、生产能力以及设备造价等方面都比较优越。
其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平进入塔板上液层进行两相接触，浮阀可根据气体流量的大小上下浮动，自行调节。
其中精馏塔的工艺设计计算包括塔高、塔径、塔板各部分尺寸的设计计算，塔板的布置，塔板流体力学性能的校核及绘出塔板的性能负荷图。
关键词：气液传质分离；精馏；浮阀塔IAbstractCurrently，the main transferring equipment that used for gas-liquid separation is tray column. For the separation of binary, we should use a continuous process.The advantages of the float value tower lie in the flexibility of operation, efficiency of the operation, pressure drop, producing capacity, and equipment costs. Its main feature is that there is a floating valve on the hole of the plate, then the air can come into the tray plate at a steady rate and make contract with the level of liquid, so that the flow valve can fluctuate and control itself according to the size of the air.The calculations of the distillation designing include the calculation of the tower height, the tower diameter, the size of various parts of the tray and the arrangement of the tray, and the check of the hydrodynamics performance of the tray.And then draw the dray load map.Key words：gas-liquid mass transfer；rectification；valve towerII目录摘要 (I)Abstract ......................................................................................................................... I I 第1章前言 .. (1)1.1苯、甲苯在工业中的用途. (1)1.2精馏原理及其在工业生产中的应用 (1)1.3精馏操作的特点及其对塔设备的要求 (3)1.4常用板式塔的类型及本设计的选型 (3)1.5本设计所选塔的特型 (3)第2章流程的确定和说明 (4)2.1设计思路 (4)2.2设计流程 (4)第3章精馏塔的工艺计算 (6)3.1物料衡算 (6)3.1.1原料液及塔顶，塔底产品的摩尔分率 (6)3.1.2 原料液和塔顶及塔底产品的平均摩尔质量 (6)3.1.3 物料衡算 (6)3.2塔板数的确定 (7)3.2.1理论塔板层数N T的求取 (7)3.2.2绘t-x-y图和x-y图 (7)3.2.3最小回流比及操作回流比的确定 (8)3.2.4精馏塔气、液相负荷的确定 (8)3.2.5求操作线方程 (8)3.2.6求理论板层数 (9)3.2.7实际塔板数的求取 (9)3.3精馏塔的工艺条件及有关物性的计算 (9)3.3.1操作压力计算 (9)3.3.2操作温度计算 (9)3.3.3平均摩尔质量计算 (10)3.4平均密度计算 (10)III3.4.1气相平均密度计算 (10)3.4.2液相平均密度计算 (10)3.5液体平均表面张力计算 (11)3.6液体平均黏度计算 (12)3.7全塔效率计算 (12)3.7.1全塔液相平均粘度计算 (12)3.7.2全塔平均相对挥发度计算 (13)3.7.3全塔效率的计算 (13)3.8精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (14)3.8.1塔径的计算 (14)3.9精馏塔有效高度的计算 (15)3.10塔板主要工艺尺寸的计算 (16)3.10.1溢流装置计算 (16)3.10.2堰长l W (16)3.10.3溢流堰高度h W (16)3.10.4弓形降液管宽度W d和截面积A f (16)3.10.5降液管底隙高度h0 (17)3.11塔板布置 (17)3.11.1塔板分布 (17)3.11.2边缘区宽度确定 (17)3.11.3开孔区面积计算 (17)3.11.4筛孔计算及其排列 (18)3.12筛板的流体力学验算 (18)3.12.1干板压降hd计算 (18)3.12.2气体通过液层的阻力h L计算 (19)3.12.3液体表面张力的阻力hσ计算 (19)3.12.4液面落差 (19)3.13液沫夹带 (20)3.14漏液 (21)3.15液泛 (21)3.16塔板负荷性能图 (22)3.16.1漏液线 (22)IV3.16.2液沫夹带线 (23)3.16.3液相负荷下限线 (23)3.16.4液相负荷上限线 (24)3.16.5液泛线 (24)3.17塔板主要结构参数表 (26)第4章结论 (28)主要符号说明 (29)参考文献 (32)致谢 (33)V第1章前言1.1苯、甲苯在工业中的用途.我国纯苯消费结构如下：2 7．2 5％用于合成苯乙烯，聚酰胺树脂(环己烷) 约占12．6 5％，苯酚约占11．3 7％，氯化苯约占l0．98％，硝基苯约占9．8％，烷基苯约占7．8 4％，农用化学品约占5．56％，顺酐约占4．7l％，其它医药、轻工及橡胶制品业等约占9．84％。
年处理量 7 年产7万吨苯-甲苯连续精馏塔的设计
2.塔板的流体力学计 算 3.塔的设计与辅助设 备的选型
Course Design of Principles of Chemical Industry
设备工艺条件的计算
1
设计方案的确定及工艺流程的说明 塔板数的确定
2
3 4
全塔的物料衡算 物性数据的计算 设备工艺尺寸设计
5
Course Design of Principles of Chemical Industry
Course Design of Principles of Chemical Industry
管程流通面积m2
0.0106
0.0106
0.0194
0.0163
中心排管数
20
20
16
22
管子根数n
360
360
220
370
管程N
6
6
2
4
公称压力PN Mpa 公称直径DN mm
4
4
1
2.5
700
700
450
a.查化工设备手册，先查出经验数据；
b.根据经验数据，查图或根据公式计算出与设计参数直接相关数据； c.圆整，并依据安全系数核算第一步假定数据和经验数据； d.验证，若安全系数在范围内，则计算终止，若安全系数不在范围内 ，则试差调整经验数据，直至安全系数在规定范围内。
f.设备工艺尺寸中每一个参数均需经过：经验假设——公式计算—— 安全核算——试差调整——可靠数据的过程，并且应查国标规定的设 备标准，不设计无法生产的设备。
3 物料衡算
原料处理量
F 70000000 113 .2635 kmol / h 7200 85.8372
苯-甲苯二元混合液连续精馏的工艺设计和塔设备设计--化工课程设计-50页精选文档
课程设计题目苯-甲苯二元混合液连续精馏的工艺设计和塔设备设计学院化学化工学院专业化学工程与工艺班级学生学号指导教师二〇一六年十二月十六日化工原理课程设计任务书一、设计课题：苯-甲苯二元混合液连续精馏的工艺设计和塔设备设计二、设计条件与工艺要求利用连续精馏装置，分离苯-甲苯二元混合液。
1、生产能力（以进料量计）：60000吨/年2、料液组成：x AF =0.353、产品要求：=AD x 0.98， =AW x 0.02（注：浓度均指易挥发组分的摩尔分率）4、原料入塔时所指定的温度60℃5、设计用原始条件（1）操作压力：塔顶压力（表压）4kPa 。
（2）原料温度：原料原始温度20℃，经过与塔釜高温液体间接换热之后达到入塔时所指定的温度 。
（3）进料方式：在最适宜的进料板上连续进料。
（4）回流热状态：泡点回流。
（5）塔板压降：≤0.7kPa 。
（6）塔釜间接蒸汽加热，所用的加热蒸汽压力为200kP a （绝对压），仅利用其冷凝热。
（7）塔顶设全凝器，利用冷却水间接换热，冷却水的进口温度、出口温度分别为t in =25℃，t out =43℃ 。
（8）年工作日：300天。
三、设计内容1、苯-甲苯二元混合液连续精馏工艺流程的设计2、筛板精馏塔的工艺设计3、精馏附属设备的选型设计计算（1）计算塔釜加热蒸汽消耗量和塔顶冷凝器冷却水消耗量。
（2）估算塔釜所需换热面积和塔顶冷凝器所需换热面积。
（3）估算原料管路的阻力损失并确定原料泵的选型参数。
四、设计成果要求按照所指定的模板书写课程设计的说明书，包括封面、设计任务书、设计说明、目录、设计正文、设计总结及致谢语、参考文献。
目录要求内容层次分明。
设计正文中详细地表达各项内容的设计计算过程，均要求以文字说明作过程引导，在相关的内容中穿插入连续精馏装置工艺流程图、t~x(y)图、x~y图（图中包括进料线、精馏段操作线、提馏段操作线、图解法确定理论塔板数的过程）、精馏段塔板的负荷性能图、提馏段塔板的负荷性能图、筛板塔设计工艺条件图。
化工原理课程设计-14万吨年苯-甲苯连续精馏塔设计（全套图纸）
14万吨年苯-甲苯连续精馏塔设计(一) 设计题目试设计一座连续精馏塔用于分离苯－甲苯混合液，原料液中含苯20% （质量分数）。
要求年产纯度为 95% 的苯 14 万吨/年，塔釜馏出液中含苯不得高6% （质量分数）。
要求塔顶苯的含量为95% （质量分数）。
(二) 操作条件1) 塔顶压力常压2) 进料热状态泡点进料3) 回流比取最小回流比的2倍4) 塔底加热蒸气压力0.5Mpa（表压）全套图纸加153893706(三) 塔板类型筛板塔(四) 工作日每年工作日为300天，每天24小时连续运行。
(五) 设计说明书的内容1. 设计内容(1) 流程和工艺条件的确定和说明(2) 操作条件和基础数据(3) 精馏塔的物料衡算；(4) 塔板数的确定；(5) 精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算；(6) 精馏塔的塔体工艺尺寸计算；(7) 塔板主要工艺尺寸的计算；(8) 塔板的流体力学验算；目录1. 设计方案简介 (1)1.1设计方案的确定 (1)1.2填料的选择 (1)2. 工艺计算 (1)2.1 基础物性数据 (1)2.1.1液相物性的数据 (1)2.1.2气相物性的数据 (2)2.1.3气液相平衡数据 (2)2.1.4 物料衡算 (2)2.2 填料塔的工艺尺寸的计算 (3)2.2.1 塔径的计算 (3)2.2.2 填料层高度计算 (5)2.2.3 填料层压降计算 (7)2.2.4 液体分布器简要设计 (8)3. 辅助设备的计算及选型 (8)3.1 填料支承设备 (9)3.2填料压紧装置 (9)3.3液体再分布装置 (9)4. 设计一览表 (9)5. 后记………………………………………………………………………………106. 参考文献…………………………………………………………………………107. 主要符号说明……………………………………………………………………108. 附图（工艺流程简图、主体设备设计条件图）1.设计方案简介本设计任务为分离苯—甲苯混合物。
苯甲苯连续精馏塔设计
苯-甲苯连续精馏塔设计苯-甲苯连续精馏塔设计是一种涉及到化学工程、分离科学和工艺设计的复杂过程。
在设计这种精馏塔时，需要考虑到许多因素，包括原料的特性、产品的纯度、工艺流程的复杂性以及设备投资和运营成本等。
以下是设计苯-甲苯连续精馏塔的基本步骤：1.确定设计目标：首先，我们需要明确设计目标，例如，要得到高纯度的苯和甲苯产品。
2.收集原料和产品数据：我们需要收集关于苯和甲苯原料和产品的物理性质数据，包括沸点、相对挥发度、比热容、密度等。
3.确定理论板数：理论板数是精馏塔中的一种重要参数，可以根据原料和产品的沸点差来确定。
4.选择合适的塔盘：塔盘是精馏塔中的关键部件，其设计会影响到精馏效果和能耗。
在选择塔盘时，我们需要考虑到原料和产品的特性、流量和压力等参数。
5.确定进料位置：进料位置会影响到精馏效果和产品的质量，因此需要仔细选择。
在选择进料位置时，我们需要考虑到原料的特性和产品的质量要求。
6.确定回流比：回流比是影响精馏效果的重要参数，需要根据产品的纯度和能耗等因素来确定。
7.确定再沸器和冷凝器的热负荷：再沸器和冷凝器的热负荷是影响精馏效果和能耗的重要因素，需要根据产品的纯度和流量等因素来确定。
8.校核设备能力：在确定了各个参数之后，我们需要校核设备的能力，以确保它们能够满足工艺要求。
9.设计控制系统：最后，我们需要设计控制系统，以确保精馏过程能够稳定、高效地进行。
在具体设计时，还需要考虑到其他因素，例如设备投资和运营成本、操作便利性等。
同时，还需要进行模拟计算和优化，以得到最佳的设计方案。
此外，还需要注意遵守相关的环保和安全标准，以确保设计的安全性和可持续性。
总之，苯-甲苯连续精馏塔设计是一个复杂的过程，需要综合考虑多个因素。
只有在充分了解整个工艺流程和相关设备的特性，并进行模拟计算和优化之后，才能得到最佳的设计方案。
苯_甲苯的分离过程连续板式精馏塔设计书
苯-甲苯的分离过程连续板式精馏塔设计书第一章绪论1.1 精馏塔设计任务常压操作的连续板式精馏塔分离苯-甲苯混合物，间接蒸汽加热，生产时间为300/年，每天24小时，生产能力为18万吨/年，原料组成为0.46，塔顶组成为0.98，塔底组成为0.02 [1]。
1.1.1 操作条件塔顶压力：常压冷却水入塔温度：25℃冷却水出塔温度：45℃回流比：2.268单板压降：0.7KPa水蒸汽加热温度：120～160℃设备形式：筛板浮阀塔厂址：地区1.2 精馏与筛板塔简介在工业生产中，广泛应用精馏方法分离液体混合物，从石油工业、酒精工业直至焦油分离，基本有机合成，空气分离等等，特别是大规模的生产中精馏的应用更为广泛。
蒸馏按操作可分为简单蒸馏、平衡蒸馏、精馏、特殊精馏等多种方式。
按原料中所含组分数目可分为双组分蒸馏及多组分蒸馏。
按操作压力则可分为常压蒸馏、加压蒸馏、减压（真空）蒸馏。
此外，按操作是否连续分为连续蒸馏和间歇蒸馏。
工业生产中的蒸馏多为多组分精馏，本设计着重讨论常压下的双组分精馏，即苯-甲苯体系。
在化学工业和石油工业中广泛应用的诸如吸收，解吸，精馏，萃取等单元操作中，气液传质设备必不可少。
塔设备就是使气液两相通过紧密接触达到相际传质和传热目的的气液传质设备之一。
塔设备一般分为阶跃接触式和连续接触式两大类。
前者代表是板式塔，后者代表则为填料塔。
筛板塔在十九世纪初已应用于工业装置上，但由于对筛板的流体力学研究很少，被认为操作不易掌握，没有被广泛采用。
五十年代来，由于工业生产实践，对筛板塔作了较充分的研究并且经过了大量的工业生产实践，形成了较完善的设计方法。
筛板塔板简称筛板，结构持点为塔板上开有许多均匀的小孔。
根据孔径的大小，分为小孔径筛板（孔径为3-8mm）和大孔径筛板（孔径为10-25mm）两类。
工业应用以小孔径筛板为主，大孔径筛板多用于某些特殊场合（如分离粘度大、易结焦的物系）。
筛板的优点足结构简单，造价低；板上液面落差小，气体压降低，生产能力较大；气体分散均匀，传质效率较高。
年产3万吨苯-甲苯板式精馏塔工艺设计
课程设计题目：年产3万吨苯-甲苯板式精馏塔工艺设计一、设计任务书（1）年处理含苯44%（质量分数，下同） （2）产品苯的含量不低于94% （3）残液中苯的含量不高于2% （4）操作条件：精馏塔的塔顶压力 4Kpa （表压） 进料状态 泡点进料 回流比 1.87614加热蒸汽压力 101.33Kpa （表压） 单板压降 0.7Kpa 全塔效率 52%（5）设备型式 浮阀塔（F1） （6）产址 天津地区（7）设备工作日 300天，24h 连续运行 （8）水温 17° （9）天津大气压 101Kpa 二、物料衡算苯的摩尔质量 M A =12 X 6+6=78Kg/Kmol 甲苯的摩尔质量 M B =12X7+8=92Kg/Kmol0.44/780.44/780.56/92F x =+=0.4810.94/780.94870.94/780.06/92D x ==+0.02/780.02350.02/780.98/92W x ==+原料液产品的平均摩尔质量：M F =(1)F A F B x M x M +-=85.266 塔顶产品的平均摩尔质量：M D =(1)D A D B x M x M +-=78.7182 塔釜产品的平均摩尔质量：M W =(1)W A W B x M x M +-=91.671进料量F= .3X 410t/a = 43310103002485.266X X X X =48.8665Kmol/h又有公式F=D+W (1) FX F =DX D +WX W (2) 联立(1)、(2)得 D=27.412Kmol/hW=21.454 Kmol/h 三、塔板数的确定0.00.1 0.20.3 0.4 0.5 0.6 0.7 0.8 0.9 1.00.1 0.2 0.3 0.40.50.6 0.7 0.8 0.9 1.0 X WXFXD X D /(R+1)理论板层数放大1、操作回流比、最小回流比的计算 泡点进料 q=1 q 线方程为X= X Fq 线方程与相平衡线交点为(x q ,y q ) = (0.481,0.71) 最小回流比R min ==0.94870.710.710.481--=1.0423取操作回流比R=1.8R min =1.8x1.0423=1.87614 2、求精馏塔的气、液相负荷L=RD=1.87614X27.412=51.4287kmol/hV=(R+1)D=(1.87614+1)X27.412=78.8407 kmol/h3、精馏段操作线方程D x R x R R y 111+++==x n +即y=0.6669x+0.3218 4.图解法求理论板层数采用直角阶梯法求理论板层数，如图所示，在塔底或恒沸点附近作图时要将图局部放大，求解结果为：理论板层数N T =12（不包括再沸器） 进料板位置 N F =6 精馏段的板层数 N 精=5提馏段的板层数 N 提=7（包括进料板）5、实际板层数的求取 由题知：%52=T E ，则精馏段实际板层数 N 精= 5/ 0.52=9.616≈10 提馏段实际板层数 N提= 7 / 0.52=13.46≈13总实际板层数 N P = N精+ N 提=23四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 1、操作压力塔顶操作压力 P D =P 当地+P 表 = 101.325+4 = 105.325 Kpa每层塔板压降△P=0.7Kpa进料板压降 P F=P D+精馏段板数X 0.7Kpa=105.325+10x0.7=112.33Kpa精馏段平均压降P m=(105.325+112.33)/2=108.83Kpa 2、操作温度*Xa + P*Xb根据安托尼方程：lgP*=A-B/(C+t) 和 P=Plg P B*=6.079-1344.8/(219.428+tD)P D= P A*0.9487+P B*0.0513当t D=82.4℃时求得D p=105.178kpa当t D=82.5℃时求得D p=105.512kpa利用试代法求出t D=82.45℃同理得出t F=96.2℃精馏段平均温度t m =(82.45+96.2)/2=89.325℃3、平均摩尔质量1、塔顶平均摩尔质量的计算X D=y1=0.9487查相平衡图得 x1=0.8841M VDm=0.9487x78+0.0513x92=78.7182M LDm=0.8841x78+0.1159x92=79.62262、进料平均摩尔质量计算X F=0.481 y F=0.695M VFm=0.695x78+0.305x92=82.27M LFm=0.481x78+0.519x92=85.2663、精馏段平均摩尔质量M Vm =78.7182+82.27=80.4941M Lm =79.6226+85.266=82.44434、平均密度1、气相平均密度ρVm ==108.8380.49418.314(88.825273.15)⨯⨯+=2.911kg/kmol2、液相平均密度苯和甲苯的液相密度L ρ塔顶：由t D=82.45℃，查表中数据运用内插法求液相平均密度ρA =812.28kg/m 3 ρB =807.60kg/m 3ρLDm =10.9487/812.280.0513/807.60+=812.04 kg/m 3进料：由t F=97.63℃，查表中数据运用内插法求液相平均密度ρA =796.832kg/m 3 ρB =794.062kg/m 3 ρLFm =10.481/794.8320.519/794.062+=795.39kg/m 3精馏段平均密度ρLm =(812.04+795.39)/2=803.715 kg/m 3 5、液相表面张力1、塔顶液相平均表面张力计算利用“液体表面张力共线图”分别读苯和甲苯在t D=82.45℃下的表面张力：A σ=20.97x10-3 N/mB σ=21.42x10-3 N/mσLDm ==0.9487x20.97+0.0513x21.42=20.99(X10-3 N/m )温度t/℃8090100 110A ρ/kg/m3815803.9792.5780.3ρB /kg/m3810800.2790.3780.32、进料板液相平均表面张力计算利用“液体表面张力共线图”分别读苯和甲苯在t F=96.2℃下的表面张力：A σ=19.3098x10-3 N/mB σ=20.252x10-3 N/mσLFm ==0.481x19.3098+0.519x20.252=20.187(X10-3 N/m )精馏段液相平均表面张力:σLm =(20.99+20.187)/2=20.5885(X10-3 N/m )五、精馏塔塔体工艺尺寸计算 1、塔径的计算（1）最大空塔气速计算公式：VVL Cu ρρρ-=max 精馏段的气、液相体积流率为：q v,v ==78.8407782.911⨯=0.5868(m 3/s)q v,L ==51.4287783600803.715⨯⨯=0.001386(m 3/s)由VVL Cu ρρρ-=max 计算, 其中20C 由史密斯关联图查取，图中横坐标为：=1/20.001386803.7150.5868 2.911⎛⎫⨯ ⎪⎝⎭=0.03925 取板间距T H =0.45m ，板上液层高度L h =0.05m ， 则m h H L T 4.005.045.0=-=- 查得史密斯关联图到C 20=0.085 C= C 20==0.0867X 0.220.588520⎛⎫⎪⎝⎭=0.08720V V L C u ρρρ-=max=0.08720X 1/2803.715 2.9112.911-⎛⎫ ⎪⎝⎭=1.4463(m/s) 取安全系数为0.6，则空塔气速为:u =0.6u max =0.6x1.4463=0.8678(m/s)（2）塔径 D==40.58680.8678π⨯⨯=0.9278m按标准塔径圆整后得：D=1.0m 塔截面积==X 21.0=0.7854()实际空塔气速为u ==0.58680.7854=0.747(m/s)2、精馏塔有效高度的计算在进料板处及提馏段各开一个人孔，其高度均为0.8m ，故精馏塔的有效高度为：Z=(P N -1) T H +0.8x3=(23-1)X0.45+0.8x3=12.3m 3、溢流装置计算因塔径D=1.2m ，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W l 取0.66m 1.00.660.66D =⨯==W l（2）溢流堰高度w h 溢流堰高度计算公式w 0L w h h h -=选用平直堰，堰上层高度w 0h 依下式计算，即3/2,0100084.2⎪⎪⎭⎫⎝⎛=w L V w l q E h近似取E=1，则3/2,0100084.2⎪⎪⎭⎫⎝⎛=w L V wl q E h =x1x 2/34.99110.66⎛⎫⎪⎝⎭=0.01094m 取板上层液高度m 05.0h L =，故w 0L w h h h -==0.05-0.01094=0.03906m （3）弓形降液管宽度d W 及截面积f A 由66.0=D l W 查弓形降液管宽度参数得0722.0=Tf A A ，124.0=D Wd ，故 =0.0722=0.0722X0.785=0.0567=0.124D=0.124X1.0=0.124m依下式验算液体在降液管中停留时间，即： θ==36000.05670.454.9911⨯⨯=18.40(S)[≥5(S)]故降液管设计合理。
年处理8万吨苯_甲苯的精馏装置设计书
年处理8万吨苯-甲苯的精馏装置设计书设计方案的选择和论证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。
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，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2倍。
塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。
连续精馏塔流程流程图连续精馏流程附图图1-1 流程图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浮阀式连续精馏塔。
蒸馏是物料在塔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。
塔顶冷凝器可采用全凝器、分凝器-全能器连种不同的设置。
在这里准备用全凝器，因为可以准确的控制回流比。
此次设计是在常压下操作。
因为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。
1、本设计采用连续精馏操作方式。
2、常压操作。
3、泡点进料。
4、间接蒸汽加热。
5、选R=2.0Rmin。
6、塔顶选用全凝器。
7、选用浮阀塔。
在此使用浮阀塔，浮阀塔塔板是在泡罩塔板和筛孔塔板的基础上发展起来的，它吸收了两者的优点，其突出优点是可以根据气体的流量自行调节开度，这样就可以避免过多的漏液。
苯-甲苯连续精馏装置工艺设计
目录一、序言 (4)二、设计任务书 (5)2.1设计题目 (5)2.2 设计任务 (5)2 .3操作条件 (5)三、工艺设计计算 (5)3.1设计方案的确定 (5)3.2 精馏塔的物料衡算 (8)3.3 塔板数的确定 (8)3.3.1理论板层数NT的求取 (8)3.3.2 实际板数的求取 (11)3.4精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (11)3.4.1 操作压力计算 (11)3.4.2 操作温度计算 (11)3.4.3 平均摩尔质量计算 (12)3.4.4 平均密度计算 (13)3.4.5 液体平均表面张力计算 (14)3.5气液负荷计算............................................................... 错误!未定义书签。
3.6精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (16)3.6.1 塔径的计算............................................................ 错误!未定义书签。
3.6.2 有效高度的计算.................................................... 错误!未定义书签。
3.7塔板主要工艺尺寸的计算........................................... 错误!未定义书签。
3.7.1 溢流装置计算 (17)3.7.2 塔板布置....................................................................................... - 14 -3.8 筛板的流体力学验算 (20)3.8.1 精馏段 (20)3.8.2 提馏段 (22)3.9塔板负荷性能图 (23)3.9.1精馏段 (23)3.9.2 提馏段 (25)3.10附属设备设计 (27)3.10.1 泵的计算与选型........................................................................... - 21 -3.10.2 冷凝器........................................................................................... - 22 -3.10.3 再沸器........................................................................................... - 22 -四、课程设计总结......................................................... 错误!未定义书签。
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万吨苯甲苯连续精馏装置工艺设计精馏塔设计说明化工设计成绩化工原理课程设计设计说明书设计题目：2.772万吨/年苯—甲苯连续精馏装置工艺设计姓名________班级_应化学号_________完成日期2013-7-9指导教师梁伯行化工原理课程设计任务书(应化10级各班适用)一、设计说明书题目:2.520(万吨/年) 苯 - 甲苯连续精馏装置工艺设计说明书二、设计任务及条件1.处理量: (1500＋本班学号×200) Kg/h (每年生产时间按7200小时计);2.进料热状况参数：( 3班)为0.50,3.进料组成: ( 3班)含苯为0.40(质量分率),4.塔底产品含苯不大于0.01(质量分率);5.塔顶产品中含苯为0.98(质量分率)。
装置加热介质为过热水蒸汽(温度及压力由常识自行指定),装置冷却介质为25℃的清水或45℃的循环清水。
三、设计说明书目录(主要内容) 要求1.说明书标准封面；2.目录页，任务书页3.说明书主要内容规定1）装置流程概述，2）装置物料平衡，3）精馏塔操作条件确定，4）(适宜回流比/最小回流比)为1.35时理论塔板数及进料位置，5）精馏塔实际主要工艺尺寸，6）精馏塔塔顶第二板、进料口上等三板和进料口下等二板塔板结构参数 7）精馏塔结构参数汇总表和精馏塔结构简图(A3图) ，8）装置热衡算9）装置经济效益和工艺设计评价四、经济指标1)5000元/(平方米塔壁)；2)3000元/(平方米F1型浮阀(重阀) 塔板)),3)4000元/(平方米传热面积),4)料液输送3元/吨，冷却水16元/吨，热载体(柴油)160元/吨,5)设备使用年限15年。
五、参考书目1)化工原理课程设计指导；2)夏清等编化工原理(上) 、( 下) 2002年修订版；3)化工工艺设计图表；4)炼油工艺设计手册浮阀塔分册。
目录一、前言 (5)二、设计方案的确定 (6)1.处理量确定 (6)2. 设计题目 (6)3.概述 (6)4.设计方案 (6)（1）塔设备的工业要求 (6)（2）工艺流程如下： (6)（3）流程的说明 (6)三、精馏塔设计 (7)1.工艺条件的确定 (7)（1）苯与甲苯的基础数据 (7)（2）温度的条件： (8)2.精馏塔物料恒算 (8)（1）摩尔分数 (8)（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量 (8)（3）质量物料恒算与负荷计算及其结果表 (8)3.塔板数计算 (9)（1）.理论板层数T N的确定 (9)（2）实际板层数的求取 (11)四、精馏塔的工艺条件及有关物性数据的计算 (11)１．操作压力 (11)2.操作温度 (11)3.平均摩尔量 (12)（1）塔顶气、液混合物平均摩尔质量: (12)（2）进料板气、液混合物平均摩尔质量： (12)（3）精馏段气、混合物平均摩尔质量124.平均密度 (12)（1）气相平均密度由理想气体状态方程计算，即 (12)（2）液相平均密度 (12)5.液相平均表面张力 (13)6．液体平均粘度计算 (13)五、精馏塔的塔体工艺尺寸计算 (14)1．塔径的计算 (14)（1）最大空塔气速和空塔气速 (14)（2）塔径 (15)2．精馏塔总有效高度的计算 (15)六、塔板主要工艺尺寸的计算 (15)1.主要工艺尺寸的计算 (15)（1) 溢流堰长w l： (15)（2) 溢流堰高度Wh ............................. 15 （3) 弓形降液管的宽度dW 与降液管的面积fA ： .............................................. 16 (4) 降液管底隙高度oh ....................... 16 2.塔板布置及浮阀数目与排列 (17)七、 塔板流体力学验算 (18)1.计算塔板压降 (18)（1） 干板阻力的计算 ...................... 18 （2） 板上充液层阻力1h .. (19)（3） 克服表面张力所造成的阻力0h 19 2.淹塔 (19)（1） 与气体通过塔板的压降相当的液柱m h p 059.0 (19)（2） 液体通过降液管的压头损失: . 19（3） 板上液层高度: (20)3.雾沫夹带 (20)(1)雾沫夹带 (20)八、 塔板负荷性能图 (21)1.雾沫夹带线 (21)2.液泛线 ............................................................. 22 3. 液相负荷上限线 .. (23)5. 液相负荷下限线 (24)九、塔板负荷性能图 (24)十、塔附件及总高度的计算 (24)H (24)1.塔顶空间DH (25)2.进料板高度FH (25)3.塔底空间w4.封头高度1H (25)H (25)5.裙座高度26.塔壁厚计算 (25)7.塔总高度 (25)十一、热平衡确定热换器 (25)1.塔顶全凝器Qc(以1秒钟计算) (25)2.全凝器的传热面积A (26)3.全凝器清水的用量 (26)4.塔底再沸器QB (以1秒钟来算) (26)5.再沸器的传热面积A (27)6.再沸器的柴油的用量 (27)7.原料预热器 (27)（1）求原料预热所需的热量(以1秒钟来算) (27)（2）塔底产品能给的热量及其换热面（3）柴油预热器(以1秒钟来算) (28)（4）塔釜产品冷却器(以1秒钟来算)28 十二、设备费用计算 (28)1.塔体费用 (28)2.塔板费用 (29)3.总换热器费用 (29)4.总设备费用 (29)5.固定资产折旧后年花费用 (29)6.主要操作年费用计算 (29)7.柴油用量费用 (29)8.料液输送费 (29)9.总操作费用 (29)10.设备费用和操作费用的总费用 (29)11. 银行利息后的总成本 (29)课程设计评价 (31)附图 (31)参考文献 (34)一、前言化工原理课程设计是理论系实际的桥梁，是让学生体察工程实际问题复杂性的初次尝试。
通过化工原理课程设计，要求我们能够综合运用化工原理上下册的基本知识，进行融汇贯通的独立思考，在规定的时间内完成指定的设计任务，从而得到以化工单元操作为主的化工设计的初步训练。
通过课程设计，我们了解到工程设计的基本内容，掌握典型单元操作设计的主要程序和方法，培养了分析和解决工程实际问题的能力。
同时，通过课程设计，还可以使我们树立正确的设计思想，培养实事求是、严肃认真、高度负责的工作作风。
二、设计方案的确定1.处理量确定依设计任务书可知，处理量为:1500+10*200=3500Kg/h,3500*7200=2.772万吨/年2. 设计题目该次设计题目为：2.772万吨/年苯—甲苯连续精馏装置工艺设计。
3.概述塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。
根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。
板式塔大致可分为两类：有降液管的塔板和无降液管的塔板。
工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。
浮阀塔广泛用于精馏、吸收和解吸等过程。
其主要特点是在塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触。
浮阀可根据气体流量的大小而上下浮动，自行调节。
浮阀塔的主要优点是生产能力大，操作弹性较大，塔板效率高，气体压强降及液面落差较小，塔的造价低，塔板结构较泡罩塔简单.浮阀有盘式、条式等多种，国内多用盘式浮阀，此型又分为F－1型（V－1型）、V－4型、十字架型、和A型，其中F－1型浮阀结构较简单、节省材料，制造方便，性能良好，故在化工及炼油生产中普遍应用，已列入部颁标准（JB －1118－81）。
其阀孔直径为39mm，重阀质量为33g，轻阀为25g。
一般多采用重阀，因其操作稳定性好。
4.设计方案（1）塔设备的工业要求总的要求是在符合生产工艺条件下，尽可能多的使用新技术，节约能源和成本，少量的污染。
精馏塔对塔设备的要求大致如下：一：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。
二：效率高：气液两相在塔内保持充分的密切接触，具有较高的塔板效率或传质效率。
三：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，易于达到所要求的真空度。
四：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，而且不会使效率发生较大的变化。
五：结构简单，造价低，安装检修方便。
六：能满足某些工艺的特性：腐蚀性，热敏性，起泡性等.（2）工艺流程如下：苯与甲苯混合液（原料储罐）→原料预热器→浮阀精馏塔（塔顶：→全凝器→分配器→部分回流，部分进入冷却器→产品储罐）(塔釜：再沸器→冷却器→产品进入储罐）（3）流程的说明本方案主要是采用浮阀塔，苯和甲苯的原料混合物进入原料罐，在里面停留一定的时间之后，通过泵进入原料预热器，在原料预热器中加热到103.5度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。
混合物中既有气相混合物，又有液相混合物，这时候原料混合物就分开了，气相混合物在精馏塔中上升，而液相混合物在精馏塔中下降。
气相混合物上升到塔顶上方的冷凝器中，这些气相混合物被降温到泡点，其中的液态部分进入到塔顶产品冷却器中，停留一定的时间然后进入苯的储罐，而其中的气态部分重新回到精馏塔中，这个过程就叫做回流。
液相混合物就从塔底一部分进入到塔底产品冷却器中，一部分进入再沸器，在再沸器中被加热到泡点温度重新回到精馏塔。
塔里的混合物不断重复前面所说的过程，而进料口不断有新鲜原料的加入。
最终，完成苯与甲苯的分离。
本次设计的要求是先算出最小回流比，然后随意选三个系数得到三个回流比，最后比较那个最好，而不是找出最佳的回流比。
三、精馏塔设计1.工艺条件的确定（1）苯与甲苯的基础数据表3-4 苯与甲苯的液相密度3-6 液体的黏度表表3.7 液体的汽化热γ（2）温度的条件：假定常压，作出苯—甲苯混合液的t-x-y 图，如后附图所示。
依任务书，可算出:44.0)92/60.078/40.0/()78/40.0(=+=F x ;同理，983.0)92/02.078/98.0/()78/98.0(=+=D x ;W x =(0.01/78.11)/(0.01/78.11+0.99/92.13)=0.012012.0)92/99.078/01.0/()78/01.0(=+=W x ;查t-x-y 图可得9.80=D t ℃,3.110=W t ℃,8.100=F t ℃.精馏段平均温度9.902/)8.1009.80(=+=m t ℃2.精馏塔物料恒算（1）摩尔分数由以上可知，摩尔分数为44.0=Fx ,983.0=Dx,012.0=Wx（2）原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔量96.8592)44.01(7844.0)1(=⨯-+⨯=-+=B F A F F M x M x M 35.7892)983.01(78983.0)1(=⨯-+⨯=-+=B D A D D M x M x M 96.9192)012.01(78012.0)1(=⨯-+⨯=-+=B W A W W M x M x M（3）质量物料恒算与负荷计算及其结果表原料处理量 hk q F n /mol 77.4096.852********,=⨯+= 总物料衡算Wn D n q q ,,77.40+= （1）苯物料衡算 Wn D n q q ,,012.0983.044.077.40+=⨯ （2）联立（1）（2），得hkmol q D n /97.17,=hkmol q W n /80.22,=3.塔板数计算（1）.理论板层数T N 的确定苯-甲苯属理想体系，可采用图解法求理论板层数②求最小回流比及操作回流比。