=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%