=0.2820×46+（1-0.2820）×18=25.896 kg/kmol 精馏段混合物平均摩尔质量：

=（41.850+19.005）/2=30.428 kg/kmol =（42.074+25.896）/2=33.985 kg/kmol

3.4 精馏段的平均密度

3.4.1 气相平均密度（理想气体状态方程） =

3.4.2 液相平均密度

= （ ）

塔顶液相tD=80.07℃时， 水 乙醇 。 。

进料板处tF=102.77℃时， 水 乙醇 。 进料板液相的质量分数

（ ）

精馏段平均密度

3.5 液体表面张力

3.5.1 塔顶液相

乙醇-水溶液

℃

℃ ℃

故

3.5.2 进料板平均表面张力

℃

℃

℃

℃

=24.423 3.5.3 精馏段液相平均表面张力

（ ） =21.523

4 精馏塔的塔体工艺尺寸计算

4.1 塔径的计算

精馏段气、液相体积流率为

2.488 /s

0.00267 /s

板间距 ，板上液层高度 ， ，查图得 =0.084， C=

，

取安全系数为0.6，则空塔气速为： u= 1.303 D=

m

圆整后根据工业规格，取D=1.6m。 塔截面积为

实际空塔气速为

u=

4.2 精馏塔有效高度的计算

精馏段、提馏段的有效高度分别为

精 精 提 提

进料板上有1个人孔，精馏段有3个人孔，取其高度为0.8m。 Z= 精 提

5塔板主要工艺尺寸计算

5.1 溢流装置计算

因塔径为1.6m，选用单流型弓形降液管，采用凹形受液槽。 5.1.1堰长

取 5.1.2 溢流堰高度

有 ，选用平直堰，堰上液层高度为

取E=1，

取板上液层高度 ，故

5.1.3 弓形降液管高度 和截面积

由 查图得

=0.0889,

故 =0.145 依式计算液体在降液管中停留时间

，故降液管设计合理。

5.1.4降液管低隙高度

，取

(>0.006m) 故降液管低隙高度设计合理。

5.2 塔板布置及浮阀数目和排列

取阀孔的动能系数为

浮阀数

N=

m/s

取安定区宽度 ，取边缘区宽度 故鼓泡区面积

其中R=

X= 1.6/2-(0.232+0.08)=0.488m

排间距

=1.33 。

浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=75mm，则可按下式估算

=

考虑到塔径较大，必须采用分块式塔板，而各分块的支承也要占去一部分鼓泡区的面积，因此排间距取较小值,故 取 。

按t=75mm， ，以等腰三角形作图，阀数为 , /s, 开孔率=

6 塔板流体力学验算

6.1 气相通过浮阀塔板的压降

6.1.1 干板阻力

m/s

因 > ,则

=5.34 5.34

6.1.2 板上充气液层阻力

取 ， = 6.1.3 克服表面张力所受的阻力 （可忽略不计）

故单板压降

=0.0643

6.2 淹塔

为了防止淹塔现象的发生，要求控制降液管中清液层高度 ?（ ）， 可用下式计算，即

6.2.1 和气体通过塔板的压降相当的液柱高度 =0.0643m 6.2.2 液体通过降液管的压头损失 因不设进口堰，

6.2.3 板上液层高度 取 =0.05m 故

=0.1145m

取 ， ，

（ ），符合防止淹塔的要求。

6.3 雾沫夹带

或

其中

查图得 ，代入上两式，分别得

=35.98%