本設計任務為分離苯－乙苯雙組分均相混合液。對於二元混合物的分離應採用連續精餾。精餾過程的流程設計如下：
如圖1所示。原料液由高位槽經過預熱器預熱後進入精餾塔內。操作時連續的從再沸器中取出部分液體作為塔底產品（釜殘液）再沸器中原料液部分汽化，產生上公升蒸汽，依次通過各層塔板。
塔頂蒸汽進入冷凝器中全部冷凝或部分冷凝，然後進入貯槽再經過冷卻器冷卻。並將冷凝液借助重力作用送回塔頂作為回流液體，其餘部分經過冷凝器後被送出作為塔頂產品。為了使精餾塔連續的穩定的進行，流程中設定原料槽。
產品槽和相應的幫浦,可能還要設定高位槽。且在適當位置設定必要的儀表（流量計、溫度計和壓力表）。以測量物流的各項引數。
設計中採用泡點進料，塔頂上公升蒸汽採用全冷凝器冷凝，冷凝液在泡點下一部分回流至塔內，其餘部分經產品冷卻器冷卻後送至儲罐。該物系屬易分離物係，最小回流比較小，故操作回流比取最小回流比的1.95倍。
塔釜採用間接蒸汽加熱，塔底產品經冷卻後送至儲罐。加料方式採用直接流入塔內，採用泡點進料，即熱狀態引數q=1。具體如下：
塔型的選擇：
本設計中採用浮閥塔。浮閥塔的特點是結構上較泡罩簡單，比篩板複雜，但操作彈性大、生產能力大。造價約為泡罩塔的60％，為篩板塔的120％左右。
處理能力大。氣體壓力降及液面落差較小。
本設計依據於精餾的原理（即利用液體混合物中各組分揮發度的不同並借助於多次部分汽化和部分冷凝使輕重組分分離），並在滿足工藝和操作的要求，滿足經濟上的要求，保證生產安全的基礎上，對設計任務進行分析並做出理論計算。
由設計條件可初步確定進料組成
餾出液組成
釜殘液組成
①查表得苯、乙苯的安托因常數如下：
則將常壓p=101.33kpa代入①式,即可分別求得常壓下苯的沸點為80.05℃，乙苯的沸點為136.15℃。
在80.05℃—136.15℃之間取8組資料，由安托因方程計算純組分的飽和蒸汽壓，再由泡點方程和**方程計算平衡氣液組成，計算平均相對揮發度如下：
則平均相對揮發度
實際回流比
查吉利蘭圖得理論板數塊，即要想達到分離的最低要求，在回流比為最小回流比的1.2倍的情況下需要17塊理論板。
在已知回流比的情況下，對理論板數與分離要求進行靈敏度分析，取，得理論板數與關係如右圖：
選取22塊理論板，對應。
同理確定理論板數為22塊，得回流比r與關係如右圖：
選取回流比r=0.8時=0.00005.
至此確定分離要求，回流比。
根據市場規劃擬定年處理量8萬噸/年，每年工作時長8000小時。已知苯和乙苯的摩爾質量分別為。可計算進料口、塔頂及塔底的平均摩爾質量分別為：
原料液流量
全塔物料衡算
把已知資料帶入上式，得
112.1=d+w
112.1×0.6=0.99998d+0.00005w
解得：根據2.4所確定的分離要求和回流比以及2.2求得的氣液平衡關係作圖求精確理論塔半數及進料板。
其中，精餾段操作線方程
提餾段操作線方程
q線方程為x=0.6。作圖如下：
查得理論塔板數為20（包括再沸器），第11塊板為進料板。
則實際塔板數
精餾段塔板數17塊，提餾段17塊（包括再沸器）
2.7.1氣液負荷
精餾段：
提餾段：
塔頂操作壓力
每層塔板壓降
進料板壓力
塔底壓力
精餾段平均壓力
提餾段平均壓力
依據操作壓力，由泡點方程通過試差計算出塔頂、進料口及塔底溫度溫度如下：
精餾段平均溫度，提餾段平均溫度
精餾段：氣相平均摩爾質量
液相平均摩爾質量
提餾段：氣相平均摩爾質量
液相平均摩爾質量
（1）氣相平均密度計算
由理想氣體狀態方程計算，
（2）液相平均密度計算
查手冊得，，在該組成下平均密度，同理求得
則精餾段平均密度，
提餾段平均密度。
查手冊得，，在該組成下平均表面張力，同理求得
則精餾段平均密度，
提餾段平均密度。
液相平均黏度依此式計算
查手冊得，，在該組成下，同理求得
則精餾段平均密度，
提餾段平均密度
精餾段塔徑計算
精餾段的氣、液相體積流量為
初選板間距，，
則分離空間為
氣液動能引數為
，查史密斯關聯圖得，修正後c=0.0776
,取安全係數為0.75，則空塔氣速為
精餾段塔徑，
同理可計算提餾段塔徑，取大者塔徑為1.100m，按標準塔徑圓整後全塔塔徑d=1.2m
採用單溢流，弓形降液管，凹形受液盤及平行溢流堰，不設進口堰。
溢流堰長
取堰長為0.6d，則
出口堰高hw
由,選用平直堰,堰上液層高度
式中 how──堰上液流高度，m；
──塔內平均液流量，m3/h；
──堰長，m；
e ──液流收縮係數。
一般情況下可取e=1，對計算結果影響不大。
近似取e=1,則
精餾段：
提餾段：
精餾段：
提餾段：
由查右圖得：、
則有計算液體在降液管中停留時間，
以檢驗降液管面積
同理，，故符合要求。
式中u0──降液管底隙處液體流速，m/s
根據經驗一般u0=0.07-0.25m/s
取精餾段降液管底隙處液體流速為0.08m/s，提餾段降液管底隙處液體流速為0.20m/s則
故降液管底隙高度設計合理。
取邊緣區寬度 wc =0.035m ，破沫區寬度 ws =0.065m 。
開孔區面積按計算
故採用f1型重閥，重量為33g，孔徑為39mm
一般正常負荷情況下，希望浮閥是在全開時操作，實驗結果表明此時閥孔動能因子為8 ~11。所以，取閥孔動能因子fo = 10 ，
用式求孔速
為氣相密度。
精餾段：
提餾段：
依式n =0.232×求塔板上的理論浮閥數，即
精餾段：n = 0.232×= 0.232×=130
提餾段：n = 0.232×= 140
取同一橫排的孔心距t = 75 mm=0.075 m ，則可按下式估算排間距t』，
精餾段：
提餾段：
考慮到塔的直徑較大,必須採用分塊式塔板,而各分塊板的支承與銜接也要占去
一部分鼓泡區面積，因此排間距應小於此值，故取
精餾段：t』 = 70mm。
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