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 精馏塔的类型 筛板塔 附层设备 换热器，全凝器，预热器，再沸器 泵 原料泵，回流泵及其他 流程结构 单流程 操作压力 4kPa表压 进料状态 泡点进料 操 作 条 件 回流方式冷回流，强制回流（全回流） 冷却介质20℃普通水 加热介质水 釜底加热方式间接蒸汽加热 热能综合利用 为了节约能源考虑经济性及合理性，可以用高温釜液来预热原料以回收部分热能，节约加热介质，可以用较低温度的原料液冷却塔顶蒸汽，同时可节省部分冷却剂。
1.5 基础数据的搜集 表1 苯和甲苯的物理性质 项目 分子式 分子量M 沸点（℃） 临界温度tC（℃） 临界压强PC（kPa） 苯A C6H6 78.11 80.1 288.9 6895.0 甲苯B C6H5CH3 92.14 110.6 318.6 4107.9 表2 苯和甲苯的饱和蒸汽压 温度 80.1 85 90 95 100 105 110.6 ,kPa 100.92 117.45 136.01 156.77 179.90 205.56 383.75 ，kPa 38.86 45.90 54.11 64.45 74.03 85.97 101.10 表3 常温下苯甲苯气液平衡数据 温度 80.1 85 90 95 100 105 110.6 液相中苯的摩尔分率 1.000 0.780 0.581 0.412 0.258 0.130 0 汽相中苯的摩尔分率 1.000 0.900 0.777 0.630 0.456 0.262 0 表4 纯组分的表面力 温度 80 90 100 110 120 苯，mN/m 21.13 19.88 18.66 17.44 16.24 甲苯，mN/m 21.57 20.45 19.34 18.25 17.17 表5 组分的液相密度 温度℃ 80 90 100 110 120 苯,kg/ 815.2 804.0 792.6 780.9 768.9 甲苯,kg/ 811.56 801.52 791.3 780．88 770.25 表6 液体粘度 温度℃ 80 90 100 110 120 苯（mP.s） 0.3204 0.2896 0.2627 0.2390 0.2181 甲苯 0.3210 0.2931 0.2677 0.2442 0.2225 表7 Antoine 常数值 组分 A B C 苯 6.023 1206.35 220.24 甲苯 6.078 1343.94 219.58 表8常压下苯甲苯的气液平衡数据 温度t ℃ 液相中苯的摩尔分率 x 气相中苯的摩尔分率 y 110.56 0.00 0.00 109.91 1.00 2.50 108.79 3.00 7.11 107.61 5.00 11.2 105.05 10.0 20.8 102.79 15.0 29.4 100.75 20.0 37.2 98.84 25.0 44.2 97.13 30.0 50.7 95.58 35.0 56.6 94.09 40.0 61.9 92.69 45.0 66.7 91.40 50.0 71.3 90.11 55.0 75.5 80.80 60.0 79.1 87.63 65.0 82.5 86.52 70.0 85.7 85.44 75.0 88.5 84.40 80.0 91.2 83.33 85.0 93.6 82.25 90.0 95.9 81.11 95.0 98.0 80.66 97.0 98.8 80.21 99.0 99.61 80.01 100.0 100.0 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 平均摩尔质量 Mf0.38378.111-0.38392.1386.767kg/mol Md0.98778.111-0.98792.1378.29kg/mol Mw0.01178.111-0.011 92.1391.98kg/mol 物料衡算 总物料衡算 DWF 易挥发组分物料衡算 DXdWXwFXf Fkmol/h D14.497kmol/h W23.536kmol/h 设计成泡点进料后 查得Xf0.383时Yf0.608 2.3理论板层数NT的求取 1.68 由逐板计算法借助EXCEL算出各个回流比下理论塔板数 R 数值 L V L V L/V DXd/V 精馏段操作线方程 L/L-W W*Xw/L-W 提镏段操作线方程 1.0Rmin 1.680 24.355 38.852 62.388 38.852 0.627 0.368 y0.627x0.368 1.606 0.00666 y1.606x-0.00666 1.1Rmin 1.848 26.790 41.287 64.823 41.287 0.649 0.346 y0.649x0.346 1.570 0.00627 y1.570 x-0.00627 1.2Rmin 2.016 29.226 43.723 67.259 43.723 0.668 0.327 y0.668x0.327 1.538 0.00592 y1.538x-0.00592 1.3Rmin 2.184 31.661 46.158 69.694 46.158 0.686 0.310 y0.686x0.310 1.510 0.00561 y1.510 x-0.00561 1.4Rmin 2.352 34.097 48.594 72.130 48.594 0.702 0.294 y0.702x0.294 1.484 0.00533 y1.484x-0.00533 1.5Rmin 2.520 36.532 51.029 74.565 51.029 0.716 0.280 y0.716x0.280 1.461 0.00507 y1.461x-0.00507 1.6Rmin 2.688 38.968 53.465 77.001 53.465 0.729 0.267 y0.729x0.267 1.440 0.00484 y1.440 x-0.00484 1.7Rmin 3.142 45.544 60.041 83.577 60.041 0.759 0.238 y0.759x0.238 1.392 0.00431 y1.392x-0.00431 1.8Rmin 3.024 43.839 58.336 81.872 58.336 0.751 0.245 y0.751x0.245 1.403 0.00444 y1.403x-0.00444 1.9Rmin 3.192 46.274 60.771 84.307 60.771 0.761 0.235 y0.761x0.235 1.387 0.00426 y1.387x-0.00426 2.0Rmin 3.360 48.710 63.207 86.743 63.207 0.771 0.226 y0.771x0.226 1.372 0.00410 y1.372x-0.00410 精馏段操作线方程 L/L-W W*Xw/L-W 提馏段操作线方程 y0.627x0.368 1.606 0.00666 y1.606x-0.00666 y0.649x0.346 1.570 0.00627 y1.570 x-0.00627 y0.668x0.327 1.538 0.00592 y1.538x-0.00592 y0.686x0.310 1.510 0.00561 y1.510 x-0.00561 y0.702x0.294 1.484 0.00533 y1.484x-0.00533 y0.716x0.280 1.461 0.00507 y1.461x-0.00507 y0.729x0.267 1.440 0.00484 y1.440 x-0.00484 y0.759x0.238 1.392 0.00431 y1.392x-0.00431 y0.751x0.245 1.403 0.00444 y1.403x-0.00444 y0.761x0.235 1.387 0.00426 y1.387x-0.00426 y0.771x0.226 1.372 0.00410 y1.372x-0.00410 相平衡方程为 R NT R NT*R1 1.2Rmin 21