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ZJ－填料上方分离空间的高度，m，参考表8选定； ZT－填料与塔底间的距离，m，亦参考表8选定。 求得总塔高为Hz=(28-1)×0.575+1+2=18.525m。 进料高度则为HJL=(13-0.5)×0.575+2=9.19m。
4. 填料塔的工艺设计
4.1. 蒸汽速度和塔径
4.1.1. 液泛时蒸汽极限空塔速度
由图1知蒸汽平均温度为tJ=83.075℃，tT=92.975℃。故得精馏段的蒸汽密度
解得ρ汽,J=1.74kg/m3。 提馏段的蒸汽密度
解得ρ汽,T=2.11kg/m3。
由图1知液体平均温度为tJ’=81.60℃，tT’=90.59℃。故精馏段的液体密度
解得ρ液,J=677.388kg/m3。 提馏段的液体密度
解得ρ液,T=664.954kg/m3。
可查得在混合温度下，液态乙醇及液态异丁醇的黏度如下：
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表9
项目 精馏段黏度mPa·s 提馏段黏度mPa·s 乙醇 0.43 0.37 异丁醇 0.79 0.67 则精馏段液体的黏度可用下式计算
解得μ液,J=0.74mPa·s。 同理可求得μ液,T=0.69mPa·s。
关于上升蒸汽极限速度uf可按下式计算
对于50×50×1.0(mm)钢制拉西环乱堆填料，其比表面积σ=110m2/m3，空隙率ε=0.92m3/m3。因此，可求得精馏段蒸汽极限速度uf,J=2.44m/s，提馏段蒸汽极限速度uf,T=1.87m/s。 4.1.2. 填料塔的塔径
取操作速度u为蒸汽极限速度uf的70%，则
uJ=0.7×uf,J=1.71m/s uT=0.7×uf,T=1.31m/s
故精馏段的塔径为
解得dJ=1.72m。 提馏段的塔径为
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解得dT=1.99m。
选取上下塔两段为相同的筒体标准直径为2m。 4.1.3. 塔中蒸汽的实际操作速度
有关系
求得uJ实=1.26m/s，uT实=1.30m/s。分别为蒸汽极限速度的51.64%和69.52%。 4.2. 填料层高度和塔高
4.2.1. 精馏段及提馏段填料层高度的估算
填料层高度可按理论踏板×等板高度求得。
根据塔板数及进料板位置可推定，精馏段理论板数为6块，提馏段理论板数（不包括再沸器）5块。关于液泛时等板高度，可用下式计算
其中μ汽,J=0.14mPa·s，μ汽,T=0.13mPa·s，系数mJ=0.629，系数mT=1.63。 求得精馏段的等板高度为HD,J=0.876m，故HJ=HD,J×NJ=5.26m。 求得提馏段的等板高度为HD,T=0.527m，故HT=HD,T×NT=2.64m。 4.2.2. 填料层总高度H’的估算
有关系
H=HJ+HT=7.90m
设计时一般会留出一定的安全系数，即
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取安全系数为1.35，求得H’为10.66m。
对于拉西环，分段填料时每节填料高度最大不超过4m，则根据实际情况取每节填料层高度为3.6m。则塔的填料层总节数为3节，其中精馏段2节，提馏段1节。
4.2.3. 精馏塔总高度Hz的确定
精馏塔总高度可按下式计算
其中Z－每节填料层高度，m； n－填料节数，节；
hP－相邻两节填料层间的距离，m，其间装有液体分部器，取hP=0.8m； ZJ－填料上方分离空间的高度，m，参考表10选定； ZT－填料与塔底间的距离，m，亦参考表10选定。
表10
塔径d，mm 400～1000 1200～2200 ≥2400
ZJ，mm 600 1000 1400
ZT，mm 1500 2000 2500
因此，求得塔的总高度为HZ=3×3.6+(3-1)×0.8+1+2=15.4m
5. 换热器的设计
5.1. 塔顶冷凝器的设计
塔顶冷凝器采用管壳式换热器。选用Ф25×2.5mm的无缝钢管，内径为0.02m。冷凝水的流速定为u=1.0m/s，走管程。 5.1.1. 冷凝水消耗量
根据公式：
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其中Wh为流体流速，kmol/h；r为流体的汽化潜热，kJ/kmol；Ts为流体的饱和温度，℃。求得塔顶冷凝器的负荷为-1565.33kW。
规定冷凝水入口温度为20℃，出口温度为30℃。 由以下公式求得冷凝水的平均温度
求得tm=25℃。
查得该温度下水的比热容为Cp=4.1785kJ/(kg·℃)，密度ρ=996.95kg/m3。根据以下公式求得水耗量
求得W水=37.46kg/s。 5.1.2. 换热面积
塔顶料液温度为T=79.35℃。由此可根据公式求得换热平均温度差：
求得平均温度差为Δtm=54.20℃。
由于冷凝系统存在相变过程，计算传热系数K繁琐，故查阅经验数据得到乙醇蒸汽－异丁醇蒸汽－冷凝水系统的传热系数K值为600W/(m2·℃)。
由公式
求得估算的传热面积为48.14m2。
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