降液体呈逆流流动，在每块板上相互接触进行传热和传质。原料液于中部适宜位置处加入精馏塔，其液相部分也逐板向下流入加热釜，汽相部分则上升经
各板至塔顶。由于塔底部几乎是纯难挥发组分，因此塔底部温度最高，而顶部回流液几乎是纯易挥发组分，因此塔顶部温度最低，整个塔内的温度由下 向上逐渐降低。
图4.2 精馏塔中物料流动示意图
精馏操作分析可知，为实现精馏分离操作，除了具有足够层数塔板的精馏塔以外，还必须从塔顶引人下降液流(即回流液)和从塔底产生上升蒸汽流，以建立汽液两相体系。因此，塔底上升蒸汽流和塔顶液体回流是精馏过程连续进行的必要条件。
3.2.2 精馏操作对塔设备的要求
精馏所进行的是气(汽)，液两相之间的传质，而作为气(汽)，液两相传质所用的塔设备，首先必须要能使气(汽)，液两相得到充分的接触，以达到较高的传质效率。但是，为了满足工业生产和需要，塔设备还得具备下列各种基本要求： (1) 气(汽)，液处理量大，即生产能力大时，仍不致发生大量的雾沫夹带，拦液或液泛等破坏操作的现象。 (2) 操作稳定，弹性大，即当塔设备的气(汽)，液负荷有较大范围的变动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作并应保证长期连续操作所必须具有的可靠性。
(3) 流体流动的阻力小，即流体流经塔设备的压力降小，这将大大节省动
力消耗，从而降低操作费用。对于减压精馏操作，过大的压力降还将使整个系统无法维持必要的真空度，最终破坏物系的操作。
(4) 结构简单，材料耗用量小，制造和安装容易。 (5) 耐腐蚀和不易堵塞，方便操作，调节和检修。 (6) 塔内的滞留量要小。 3.2.3 塔设备的类型
气—液传质设备主要分为板式塔和填料塔两大类。精馏操作既可采用板式塔，也可采用填料塔。板式塔为逐级接触型气-液传质设备，其种类繁多，根据塔板上气-液接触元件的不同，可分为泡罩塔，浮阀塔，筛板塔，穿流多孔板塔，舌形塔，浮动舌形塔和浮动喷射塔等多种。
工业上最早使用的是泡罩塔(1813年)，筛板塔(1832年)，其后，特别是在本世纪五十年代以后，随着石油，化学工业生产的迅速发展，相继出现了大批新型塔板，如S型板，浮阀塔板，多降液管筛板，舌形塔板，穿流式波纹塔板，浮动喷射塔板及角钢塔板等。目前从国内外实际使用情况看，主要的塔板类型为浮阀塔，筛板塔及泡罩塔，而前两者使用尤为广泛。 （1） 筛板塔
筛板塔也是传质过程常用的塔设备，它的主要优点有：
① 结构比浮阀塔更简单，易于加工，造价约为泡罩塔的60%，为浮阀塔的80%左右。
② 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加10～15%。 ③ 塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。
④ 压降较低，每板压力比泡罩塔约低30%左右。 筛板塔的缺点是：
① 塔板安装的水平度要求较高，否则气液接触不匀。 ② 操作弹性较小(约2～3)。 ③ 小孔筛板容易堵塞。 （2）浮阀塔
在泡罩塔的基础上发展起来的，它主要的改进是取消了升气管和泡罩，在塔板开孔上有浮动的浮阀，浮阀可根据气体流量上下浮动，自行调节，使气缝速度稳定在某一数值。这一改进使浮阀塔在操作弹性，塔板效率，压降，生产能力以及设备造价等方面比泡罩塔优越。但在处理粘稠度大的物料方面，又不及泡罩塔可靠。浮阀塔广泛用于精馏，吸收以及脱吸等传质过程中。塔径从200mm到6400mm，使用效果均较好。国外浮阀塔径，大者可达10m，塔高可达80m，板数有的多达数百块。
浮阀塔之所以这样广泛地被采用，是因为它具有下列特点：
① 处理能力大，比同塔径的泡罩塔可增加20～40%，而接近于筛板塔。 ② 操作弹性大，一般约为5～9，比筛板，泡罩，舌形塔板的操作弹性要大得多。
③ 塔板效率高，比泡罩塔高15%左右。
④ 压强小，在常压塔中每块板的压强降一般为400～660N/m2。 ⑤ 液面梯度小。
⑥ 使用周期长。粘度稍大以及有一般聚合现象的系统也能正常操作。
⑦ 结构简单，安装容易，制造费为泡罩塔板的60～80%，为筛板塔的120～130%。
根据工艺要求，本设计中选用浮阀塔。 3.3 精馏塔工艺设计计算 3.3.1 精馏塔的物料衡算
根据任务可知，年产酒精是1800吨，按每年150天计算，则平均产量为
1.8?106?500kg/h；
150?24产物浓度（酒精）95％（v），而换算为质量浓度为93.9％； 进料体积浓度为70％， 换算为质量浓度为67.2％； 查文献[19]可知：乙醇含量70％时，密度??0.879g/ml； 乙醇含量95％时，密度??0.804g/ml。
67.2/46?0.44567.2/46?32.8/18所以
93.9/46xD??0.85893.9/46?6.1/18xF?MF?(0.445?46?0.555?18)g/mol?30.46g/molMD?(0.858?46?0.142?18)g/mol?42.02g/mol D?500kmol/h?11.9kmol/h40.020.01/46?0.00004
0.01/46?99.99/18釜液出料浓度控制在0.01％以内，所以xW?全塔物料衡算：
F=D+W FxF=DxD+WxW
又因为
DFW??
xF?xWxD?xWxD?xF所以解得 F=22.95kmol/h W=11.05 kmol/h 工艺中采用冷液进料，
又因为 L=RD 其中取R=2.5
由《T-X-Y》图可知，当xF=0.445时，乙醇—水溶液的泡点为80.05℃，在品均温度为（80.05+30）/2=55.03℃下，查文献[17]附录查的乙醇与水的相关物性参数为：
乙醇的比热容 2.994kJ/kg﹒K 乙醇的汽化潜热 864kJ/kg
水的比热容 4.18 kJ/kg﹒K 水的汽化潜热 2258kJ/kg 换算成摩尔单位：
乙醇的摩尔比热容 CmA=137.73 kJ/kmol﹒K 乙醇的摩尔汽化潜热 rA=38916 kJ/kmol 水的摩尔热熔 CmB=75.26 kJ/kmol﹒K
水的摩尔汽化潜热 rB=40644 kJ/kmol
比较水与乙醇的摩尔汽化潜热可知，系统满足衡摩尔流假设，则： 加料液的品均摩尔热容：
Cmp?CmAxA?CmB(1?xA)?137.73?0.445?75.26?0.555?103.06kJ/kmol?K加料液的平均汽化潜热：
r?rAxA?rB(1?xA)?38916?0.445?40644?0.555?39875.04kJ/kmol所以可得：
q?1?Cmpr103.06?1??(80.05?30)
39875.04?1.13(T?t)3.3.2 理论塔板数的计算 （1）作t-x-y图
查文献[17]可知乙醇－水溶液气液平衡数据，作t-x-y图
t/ C
图4.3 常压下乙醇－水溶液的t-x-y图
图4.4 常压下乙醇－水溶液的x-y图
（2）由平衡数据作得x-y图，求得最小回流比
因为乙醇－水溶液的x-y曲线是非正常曲线，所以只能用图解法求得最小回流比，方法是过xD点作与x-y相切的直线，直线交于y轴（0，0.27），求得直线的斜率k，由此可以得到k＝0.66；
所以
Rmin?0.66, Rmin＝1.9 ，
Rmin?1则由经验数据取得 R=2.5∈（1.1～2.0）Rmin，则R=2.5。
则精馏段操作线方程为：
yn?1?xLDRxn?xD?xn?DVVR?1R?12.50.858?xn? 2.5?12.5?1?0.714xn?0.245 提馏段液相流量： L′=L+qF=29.75+1.13×22.95=55.68kmol/h 提馏段汽相流量： V′= L′-W=55.68-11.05=44.63 kmol/h
则提馏段操作线方程为：
yn?1?Dx?FxFL?xn?DV?V?55.6811.9?0.858?22.95?0.445?xn? 44.6344.63?1.25xn?0.000057（3）逐板计算法计算理论板数
由相平衡方程 y?axy可知，x?
1?(a?1)xa?(a?1)y