??0.071 查史密斯关联图得C20?(?C??C20??Lm20)0.2?0.071?(15.490.2)?0.067 20??C??umax???Vm??Lm894.21?1.26?0.06??1.60m/s ??Vm1.26??0.65?1.60?1.04m/s 取安全系数为0.65，则u??0.65umax则精馏段塔径D??4Vs?4?2.06??1.59m ?u???1.04(?)D?24Vs??2.06(?)?1.624?1.03m/s
取塔径D=1.6m，则塔空速u???则
?u?1.03??0.64 ?umax1.602、溢流装置（降液管和溢流堰）
根据塔径大小，用单溢流，弓形降液管（D>900mm），凹形受液盘（D>800mm） 1）堰长lW
取：D=1600mm，lW=1056mm，AT=20110cm2
Wd=199mm，Af?1450cm2
2）溢流堰高度hW
hW?hL?hOW，采用平直堰，则hOW2.84Lh23?E() 1000lW取E=1，
精馏段：Lh?4.18?10?3?3600?15.05m3/h，lW=1056mm
?hOW2.84Lh232.8415.0523?E()??1?()?0.0167m， 1000lW10001.056??3.27?10?3?3600?11.77m3/h，lW=1056mm 提馏段：Lh???hOW2.84Lh232.8411.7723E()??1?()?0.0142m， 1000lW10001.056取hOW?0.02m
?hW?hL?hOW?0.10?0.02?0.08m
3）弓形降液管的宽度Wd和截面积Af
Wd=0.199m，Af?0.1450m2
降液管内液体停留时间：?????AfHTLs?0.1450?0.45（精馏段） ?15.6s>5s，
4.18?10?3AfHT0.1450?0.45（提馏段） ??19.95s>5s，?3?Ls3.27?10故降液管尺寸可用。 4）降液管底隙高度h0
LsLs4.18?10?3h0?，取u??=0.2m/s，则h0???0.020m（精馏段）
??1.056?0.2lWu0lWu0?Ls3.27?10?3??h0??0.0155m（提馏段）
?1.056?0.2lWu0对大塔，h0取40mm左右，所以取h0=0.04m。 5）塔板布置及浮阀数目排列 精馏段:取浮阀动能因子F0?11.5
则孔速u0?F0?V=
11.5?8.9m/s 1.67每层塔板上的浮阀数N??4Vs2d0u0?2.34?4?220
?0.0392?8.9提馏段:取浮阀动能因子F0?10.2
??则孔速u0F0??V=
10.2?9.09m/s 1.26每层塔板上的浮阀数N???4Vs?2?d0u0?2.06?4?190
?0.0392?9.09取边缘区宽度Wc=0.06m，泡沫区宽度Ws=0.10m， 据塔板上鼓泡区面积公式Aa?2[x(R2?x2)??180R2arcsinx] RR?D1.6?Wc??0.06?0.74m 22D1.6x??(Wd?Ws)??(0.199?0.10)?0.501m 22?0.501Aa?2[0.501(0.742?0.5012)?0.742arcsin]?1.36m2
1800.74精馏段：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=0.075m，则可按公式t??t??Aa计算排间距t?，即 NtAa1.36??0.08m?80mm Nt220?0.075考虑到塔的直径较大，须采用分块式塔板，而各分快板的支承与衔接也要
占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用80mm，而应小于此值，故取t?=65mm。
按t=75mm，t??65mm，以等腰三角形叉排方式作图，排的浮阀数236个。 提馏段：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=0.075m，则可按公式t??t??Aa计算排间距t?，即 NtAa1.36??0.095m?95mm Nt190?0.075考虑到塔的直径较大，须采用分块式塔板，而各分快板的支承与衔接也要
占去一部分鼓泡区面积，因此排间距不宜采用95mm，而应小于此值，故取t?=80mm。
按t=75mm，t??80mm，以等腰三角形叉排方式作图，排的浮阀数204个。 按精馏段N=236，提馏段N=204重新核算孔速及浮阀动能因数
u0?2.34?4(0.039)2?236??，u0?8.30m/s（精馏）
2.06?4?8.46m/s（提馏）
(0.039)2?204，F0?8.46?1.26?9.50（提馏段） F0?8.30?1.67?10.73（精馏段）
阀孔动能因数F0变化不大，仍在9~12范围内。 精馏段塔板开孔率=提馏段塔板开孔率=
六、流体力学验算
u1.16??13.98%， u08.30u?1.03??12.17% ?u08.461、气体通过浮阀塔板的压强降 据hp?hc?hl?h?
1.8251）干板阻力：uoc?1.82573.1?V
精馏段：uoc?73.1?7.93m/s 1.670.175u0因u0?uoc，故用公式hc?19.91.825?L8.300.175?19.9??0.038m 液柱
759.36??提馏段：uoc73.1?9.25m/s 1.26?u0?2?V1.26?8.462??uoc?，故用公式hc??5.34因u0?5.34??0.027m 液柱
?g2?L2?894.21?9.812）板上充气液层阻力：本设备分离水和乙醇的混合液，即液相为水，取充气系数?0?0.5。据公式h1??0hL。
精馏段：h1??0hL?0.5?0.10?0.05m 液柱
3）液体表面张力所造成的阻力：此阻力很小，忽略不计。 因此，与气体流经一层浮阀塔板的压强降所相当的液柱高度为
??0.027?0.05?0.077m 液柱 精馏段：hP?0.038?0.05?0.088m 液柱 ，提馏段：hP则，单板压降?PP?hP?Lg?0.088?759.360?9.81?655.5Pa（精馏段）
??hP??L?g?0.077?894.21?9.81?675.5Pa（提馏段） ?PP2、淹塔 为了防止淹塔现象发生，要求控制降液管中清夜层高度，
Hd??(HT?hW)。其中，Hd?hp?hL?hd
1）与气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度hP，前已算出，
??0.077m 液柱 精馏段：hP?0.088m 液柱 ， 提馏段：hP2）液体通过降液管的压头损失：因不设进口堰，故按以下公式计算
hd?0.153(Ls20.004182)?0.153()?0.00149m 液柱 lWh01.056?0.04??0.153(hd?2Ls0.003272)?0.153()?0.00092m 液柱 lWh01.056?0.043）板上液层高度：前已选定板上液层高度为hL?0.10m 则，Hd?hp?hL?hd?0.088?0.10?0.00149?0.189m（精馏段）
??h??Hdm（提馏段） p?hL?hd?0.077?0.10?0.00092?0.178取??0.5，又已选定HT?0.45m，hW?0.08m。
则，精馏段：?(HT?hW)?0.5(0.45?0.08)?0.265m>0.189=Hd
? 提馏段：?(HT?hW)?0.5(0.45?0.08)?0.265m>0.178m=Hd
符合防止淹塔的要求。
Vs?V?L??V?1.36LsZL?100%
3、雾沫夹带 按公式 泛点率=
VsKCFAb?V?L??V?100%
及 泛点率=
0.78KCFAT板上液体流经长度ZL?D?2Wd?1.6?2?0.199?1.202m 板上液流面积Ab?AT?2Af?2.01?2?0.145?1.72m2
水-乙醇为正常系统，按表3-5取物性系数K=1.0，又由图3-13查得泛点负荷系
?=0.106，代入上式 数CF=0.116（精馏段），CF2.34泛点率=
1.67?1.36?0.00418?1.202759.36?1.67?100%?58.5%（精馏段）
1.0?0.116?1.721.26?1.36?0.00327?1.202894.21?1.26?100%?45.4%（提馏段）
1.0?0.106?1.722.06泛点率=
又按公式（3-29）计算泛点率，得
1.67759.36?1.67?100%?60.4%（精馏段） 泛点率=
0.78?1.0?0.116?2.012.34