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汽的冷凝方式、加热方式、余热利用方案以及安全、调节机构和测量控制仪表的设置等。下面结合课程设计的需要，对某些问题作些阐述。 1.6.2 操作压力
蒸馏操作通常在常压、加压和减压下进行。一般情况，打都采用常压蒸馏，对于沸点较高且又是热敏性的混合液，则可采用减压蒸馏。对于沸点低的混合物系，常压、常温下呈气态，或者常压下沸点甚低、冷凝较困难者，则采用加压蒸馏确定操作压力时，必须根据所处理物料的性质，兼顾技术上的可行性和经济上的合理性进行考虑。本设计在常压下进行。 1.6.3 加料方式.
加料分两种方式：泵加料和高位槽加料通过控制液位高度，可以得到稳定流量，但要求搭建塔台，增加基础建设费用；泵加料属于强制加料方式，泵加料易受温度影响，流速忽大忽小，流量也不太稳定，影响传质效率。靠重力的流动方式可省去一笔费用。本设计进料可选用泵加料，泵和自动装置配合控制。 1.6.4 进料状态.
进料状态与塔板数、塔径、回流量及塔的热负荷都有密切的联系。在实际的生产中，加入精馏塔中的原料可能有以下五中状态。
1）冷液体进料(q>1)原料液温度低于泡点的冷液体。
2）饱和液体进料(q=1)原料液温度为泡点的饱和液体，又称泡点进料。 3）汽-液混合物进料(q为0~1)原料温度介于泡点和露点之间的汽-液混合物。 4）泡点蒸气进料(q=0)原料温度为露点的饱和蒸气，又称露点进料。 5）热蒸气进料(q<0))原料温度高于露点的过热蒸气。
一般都将料液预热到泡点或接近泡点才送入塔中，这主要是由于此时塔的操作比较容易控制，不致受季节气温的影响。此外，泡点进料时塔的制造比较方便，而其他进料方式对设备的要求高，设计起来难度较大，所以采用泡点进料。 1.6.5 冷凝方式.
选用全凝器，塔顶出来的气体温度不高。冷凝后回流液和产品温度不高无须再冷凝，且本次分离是为了分离苯和甲苯，制造设备较为简单，为节省资金，选全冷凝回流方式。
本设计采用强制回流，这样便于控制回流比。此时回流多为冷回流。但我们常常忽
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略其热损失，将其近似为泡点回流。 1.6.6 加热方式.
蒸馏釜的加热方式通常采用间接蒸汽加热。设置再沸器，有时也可采用直接蒸汽加热。然而，直接蒸汽加热，由于蒸汽的不断通入，对塔底溶液起了稀释作用，在塔底易挥发物损失量相同的情况下，塔底残液中易挥发组分的浓度应越低，因而塔板数稍有增加。采用直接蒸汽加热时，加热蒸汽的压力要高于釜中的压力，以便克服蒸汽喷出小孔的阻力及釜中液柱静压力。本设计采用列管式换热器作为再沸器进行间接加热，加热介质多采用水蒸气，因为其安全并易于调节。 1.6.7 热能的利用
精馏过程是组分多次汽化和多次冷凝的过程，耗能较多，如何节约和合理利用精馏本身的热能是十分重要的。
选取适宜的回流比，使过程处于最佳条件下进行，可使能耗降至最低。与此同时，合理利用精馏过程本身的热能也是节约的重要措施。
若不计进料、溜出液和釜液间的焓差，塔顶冷凝器所输出的热量近视等于塔底再沸器所输入的热量，其数量是相当可观的。然而，在大多数情况，这部分热量由冷却剂带走而损失掉了。如果采用釜液产品去预热原料，塔顶蒸汽的冷凝液去加热能级低的一些物料，可以将塔顶蒸汽冷凝液潜热及釜液产品的余热充分利用。
此外，通过精馏系统的合理设置，也可以取得节能的效果。例如，采用中间再沸器和中间冷凝器，可以提高精馏塔的热力学效率。因为设置中间再沸器，可以利用温度比塔底低的热源，而中间冷凝器则可回收温度比塔顶高的热量。 1.6.8确定设计方案的原则
确定设计方案总的原则是在可能的条件下，尽量采用科学技术上的最新成就，使生产达到技术上最先进，经济上最合理的要求，符合优质、高产、安全、低消耗的原则。 为此必须考虑如下几点： (1) 满足工艺和操作的要求
所设计出来的流程和设备，首先必须保证产品达到任务规定的要求，而且质量要稳定，这就要求各流体流量和压头稳定，入塔料液的温度和状态稳定，从而需要采取相应的措施。其次所定的设计方案需要有一定的操作弹性，各处流量应能在一定范围内进行调节，必要时传热量也可进行调整。因此，在必要的位置上要装置调节阀门，在管路中
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安装备用支线。计算传热面积和选取操作指标时，也应考虑到生产上的可能波动。再其次，要考虑必需装置的仪表(如温度计、压强计，流量计等)及其装置的位置，以便能通过这些仪表来观测生产过程是否正常，从而帮助找出不正常的原因，以便采相应的措施。 (2) 满足经济上的要求
要节省热能和电能的消耗，减少设备及基建费用。如前所述在蒸馏过程中如能适当地利用塔顶、塔底的废热，就能节约很多生蒸汽和冷却水，也能减少电能消耗。又如冷却水出口温度的高低，一方面影响到冷却水用量，另一方面也影响到所需传热面积的大小，即对操作费和设备费都有影响。同样，回流比的大小对操作费和设备费也有很大影响。
(3) 保证安全生产
1.7．目前的生产方法
苯的生产方法有多种，其中来自催化重整和裂解汽油的苯各占世界苯总产量的38%，甲苯歧化占13%，甲苯加氢脱烷基化占6%，另外还有5%来自焦化工艺。甲苯的主要来源是催化重整和裂解汽油，其中催化重整占世界甲苯产量的71%。
1.8．流程说明
首先，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泡点温度，然后，原料从进料口进入到精馏塔中。因为被加热到泡点，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。
1.9．问题研究
本设计是针对苯—甲苯的分离而专门设计的塔设备。根据设计条件以及给出的数据描述出塔温度的分布，求得最小回流比以及塔顶的相对挥发度、塔釜的相对挥发度、全塔平均相对挥发度，又根据物料平衡公式分别计算出精馏段和提馏段的汽、液两相的流量。之后，计算塔板数、塔径等。根据这些计算结果进行了塔板结构的设计等。计算和
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设计这些之后进行了有关的力学性能计算和一系列的校核。
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2 工艺计算
2.1 原始数据
表2-1 原始数据
物料名称 苯 甲苯 进料组分（质量分数） 82% 18% 塔顶组分（质量分数） 96% 4% 塔釜组分（质量分数） 2% 98% 2.2 塔的物料衡算
2.2.1原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分数。
表2-2 甲苯-乙苯的摩尔质量
物料名称 甲苯 乙苯 分子式 摩尔质量?kg/kmol? 92.14 106.17 C7H8 C8H10 x=?甲苯/M甲苯?甲苯/M甲苯+?乙苯/M乙苯
物料液
xF?82/92.14?0.840082/92.14?18/106.17 96/92.14?0.965196/92.14?4/106.17 2/92.14?0.02302/92.14?98/106.17
塔顶
xD?xW?塔釜
2.2.2原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量
M?x?M甲苯?(1?x)?M乙苯
MF?0.840?092.?8400?106.17?13?1?0.? 3848kg/kmol94. MD?0.9651?92.14??1?0.9659??106.17?92.6296kg/kmol MW?0.0230?92.14??1?0.0230??106.17?105.8473kg/kmol
2.2.3物料衡算
对于甲苯-乙苯双组分的连续精馏塔，根据总物料衡算及甲苯的物料衡算，可求得