【年產(chǎn)量10萬噸二甲基雙環(huán)氧乙烷的工藝設(shè)計(jì)7200字（論文）】

年產(chǎn)量10萬噸二甲基雙環(huán)氧乙烷的工藝設(shè)計(jì)摘要二甲基雙環(huán)氧乙烷有強(qiáng)親電氧化性能與反應(yīng)的選擇性的優(yōu)點(diǎn)，并且不含Cl元素，是一種對(duì)環(huán)境零污染的氧化劑。本設(shè)計(jì)年產(chǎn)量10萬噸二甲基雙環(huán)氧乙烷的工藝設(shè)計(jì)，由丙酮與過硫酸氫鉀反應(yīng)生成二甲基雙環(huán)氧乙烷。將所有原料進(jìn)入原料混合器內(nèi)進(jìn)行反應(yīng)，反應(yīng)完成之后物料轉(zhuǎn)入廢水分層塔中靜置，分層后棄去水層保留有機(jī)層，將有機(jī)層轉(zhuǎn)入精餾塔內(nèi)進(jìn)行精餾，精餾后可得到高純度的產(chǎn)品。本設(shè)計(jì)在一定程度上降低了生產(chǎn)成本、減少了對(duì)環(huán)境的污染并且產(chǎn)品的產(chǎn)量和純度得到了很大的提高。關(guān)鍵詞：二甲基雙環(huán)氧乙烷；丙酮；過硫酸氫鉀；精餾目錄12592引言 摘要：二甲基雙環(huán)氧乙烷有強(qiáng)親電氧化性能與反應(yīng)的選擇性的優(yōu)點(diǎn)，并且不含Cl元素，是一種對(duì)環(huán)境零污染的氧化劑。本設(shè)計(jì)年產(chǎn)量10萬噸二甲基雙環(huán)氧乙烷的工藝設(shè)計(jì)，由丙酮與過硫酸氫鉀反應(yīng)生成二甲基雙環(huán)氧乙烷。將所有原料進(jìn)入原料混合器內(nèi)進(jìn)行反應(yīng)，反應(yīng)完成之后物料轉(zhuǎn)入廢水分層塔中靜置，分層后棄去水層保留有機(jī)層，將有機(jī)層轉(zhuǎn)入精餾塔內(nèi)進(jìn)行精餾，精餾后可得到高純度的產(chǎn)品。本設(shè)計(jì)在一定程度上降低了生產(chǎn)成本、減少了對(duì)環(huán)境的污染并且產(chǎn)品的產(chǎn)量和純度得到了很大的提高。關(guān)鍵詞：二甲基雙環(huán)氧乙烷；丙酮；過硫酸氫鉀；精餾引言為了減輕環(huán)境保護(hù)所造成的壓力,近年來造紙工業(yè)在如何減少和消除含氯漂劑的使用方面進(jìn)行了大量的研究并取得了很大的進(jìn)展[1]。氧氣、臭氧、過氧化氫等含氧無氯漂劑在漂白工業(yè)中已得到廣泛的應(yīng)用[1]。二甲基雙環(huán)氧乙烷具有親電氧化性能與反應(yīng)的選擇性，并且不含氯元素，是一種對(duì)環(huán)境無污染的環(huán)保氧化劑[2],并且二甲基雙環(huán)氧乙烷是重要的無氯化工染漂產(chǎn)品，在對(duì)紙漿漂白工藝上的效果顯著，在漂白工業(yè)上有著十分廣泛的應(yīng)用[1]，研究意義重大。目前國內(nèi)生產(chǎn)二甲基雙環(huán)氧乙烷的工廠仍未呈飽和狀態(tài)，前景十分廣闊。通過改變生產(chǎn)線的結(jié)構(gòu)等從而提高生產(chǎn)能力和降低成本和減少對(duì)環(huán)境的污染，這些都是目前需要研究的課題。二甲基雙環(huán)氧乙烷（3,3-dimethyldioxirane），分子式為C3H6O2，二甲基過氧化酮（DMDO），也稱二甲基二環(huán)氧乙烷，是由丙酮衍生出的過氧化酮類化合物，分子中含有由過氧鏈組成的三元環(huán)系[3]。它是唯一常用的過氧化酮類化合物，在有機(jī)合成中主要用作氧化劑。二甲基雙環(huán)氧乙烷是一種具有選擇性的活潑氧化劑?？梢允瓜N和芳香烴發(fā)生環(huán)氧化反應(yīng)，氧化烷烴使之產(chǎn)生含氧官能團(tuán)，并且可以氧化醇、醚、胺、亞胺和硫化物等。環(huán)氧化雙鍵是二甲基雙環(huán)氧乙烷應(yīng)用的主要方面，二甲基雙環(huán)氧乙烷的溶液能有效地將許多烯烴轉(zhuǎn)化為環(huán)氧化合物。由于使用二甲基雙環(huán)氧乙烷進(jìn)行環(huán)氧化反應(yīng)具有條件溫和且立體選擇性高的優(yōu)點(diǎn)，因此它被廣泛應(yīng)用于各種碳-碳雙鍵的環(huán)氧化反應(yīng)中[4]。雖然乙烯的臭氧分解和碳烯的氧化都可以制得二環(huán)氧乙烷[1]，但產(chǎn)率較低。早期研究者認(rèn)為二甲基雙環(huán)氧乙烷作為過硫酸氫鉀和丙酮反應(yīng)可能的中間產(chǎn)物存在，后來通過實(shí)驗(yàn)被證實(shí)。目前，最有效、最常用的制備二甲基雙環(huán)氧乙烷方法是利用過硫酸氫鉀制劑與丙酮反應(yīng)REF_Ref23168\r\h[2]。本文便是采用這種方法進(jìn)行工藝設(shè)計(jì)及計(jì)算。1物料衡算1.1制備原理用丙酮和過硫酸氫鉀制二甲基雙環(huán)氧乙烷的反應(yīng)機(jī)理如圖1所示：圖1過硫酸氫鉀和丙酮制備DMD的反應(yīng)機(jī)理REF_Ref23168\r\h[2]在過硫酸氫鉀與丙酮的反應(yīng)中，氧化反應(yīng)有效地將過剩的氧原子引入到丙酮的羰基中，得到兩個(gè)氧原子和一個(gè)碳原子，形成三元環(huán)結(jié)構(gòu)[2,5]。各物料的摩爾質(zhì)量如表1所示：表1各物質(zhì)的摩爾質(zhì)量物料C3H6O2KHSO5CH3CHCH2OH2O摩爾質(zhì)量(g/mol)7415258181.1.1基礎(chǔ)數(shù)據(jù)1、生產(chǎn)能力：10萬噸/年，一年按照300天計(jì)算，即7200小時(shí)。2、二甲基雙環(huán)氧乙烷的純度：二甲基雙環(huán)氧乙烷≥99％3、計(jì)算基準(zhǔn)：P=1.1.2物料衡算由于過硫酸氫鉀和丙酮反應(yīng)生成環(huán)氧化物二甲基二環(huán)氧乙烷,丙酮既起催化劑作用,也作為反應(yīng)物參與了反應(yīng)過程REF_Ref23514\r\h[6~9]并且反應(yīng)溫度控制在25℃[10]左右，因此過硫酸氫鉀與丙酮進(jìn)料定為1:1，選1000kg/h丙酮原料為計(jì)算基準(zhǔn)，計(jì)算丙酮進(jìn)料由此可以得到過硫酸氫鉀的輸入量、輸出量。原料丙酮純度為99％，則純丙酮量：1000kg/h×99％=990kg/h=17.07kmol/h原料中的水的量：1000kg/h×1％=10kg/h=0.556kmol/h丙酮轉(zhuǎn)化率為80％，則參加反應(yīng)的總丙酮量:990kg/h×80％=792kg/h=13.66kmol/h未反應(yīng)的丙酮量：990kg/?－792kg/?=198kg/?由于選擇性為90％，則由二甲基雙環(huán)氧乙烷的選擇性，生成二甲基雙環(huán)氧乙烷量為：17.07kmol/?×90%=15.36kmol/?=1136.86kg/?按年產(chǎn)量10萬噸的要求，每小時(shí)二甲基雙環(huán)氧乙烷的產(chǎn)量：100000×1000kg/?比例系數(shù)：1.39×實(shí)際上每小時(shí)按照要求生產(chǎn)的二甲基雙環(huán)氧乙烷的量為：1136.86kg/?×12=13642.32kg/?=184.36kmol/?反應(yīng)產(chǎn)生的水量：254.12kmol/?=原料中的水量：10kg/?×12=120kg/?=6.66kmol/?輸出的水量：120kg/?+4579.31kg/?=4699.31kg/?=260.78kmol/?輸入的丙酮量：990kg/?×12=11880kg/?=282.31kmol/?參加反應(yīng)的丙酮：792kg/?×12=9504kg/?=225.86kmol/?未反應(yīng)（輸出）的丙酮：198kg/?×12=2376kg/?=56.46kmol/?由此可知過一硫酸氫鉀：輸入的量：990kg/?×12=11880kg/?=349.31kmol/?輸出的量：198kg/?×12=2376kg/?=69.86kmol/?反應(yīng)器物料衡算結(jié)果如表2所示：表2反應(yīng)器的物料衡算結(jié)果組分輸入輸出摩爾流量kmol/h質(zhì)量流量kg/h摩爾流量kmol/h質(zhì)量流量kg/h丙酮282.3111880.0056.462376過硫酸氫鉀394.3111880.0069.862376二甲基雙環(huán)氧乙烷——254.1214759.52水——260.784699.31合計(jì)676.6223760.00641.2224210.831.2精餾塔的物料衡算對(duì)精餾塔進(jìn)行物料衡算，二甲基雙環(huán)氧乙烷和過硫酸氫鉀為重關(guān)鍵組分，丙酮和水為輕關(guān)鍵組分，即：進(jìn)料量：F=56.46+254.12+69.86+260.78=641.22kmol/?進(jìn)料中各個(gè)組分流量如表3所示：表3進(jìn)料中各組分流量組分丙酮過硫酸氫鉀二甲基雙環(huán)氧乙烷水合計(jì)摩爾流量(kmol/h)56.4669.86254.12260.78641.22Zi(％)8.8010.8939.6340.68100設(shè)丙酮為物料1，二甲基雙環(huán)氧乙烷為物料2，過硫酸氫鉀為物料3，水為物料即：D=W=F?D=641.22?55.90=585.32組分物料衡算，由清晰分割可知：d4=0d1=DxLK,D=55.90×0.999=55.7442kmol/hd3=f3=0.0698d2=D-d1-d3-d4=55.90-55.7442+0.0698=0.086w3=69.86kmol/hw1=WxLK,W=585.32×0.001=0.585kmol/hw4=0w2=W-w1-w3-w4=585.32-0.585-69.86-0=514.88kmol/h二甲基雙環(huán)氧乙烷精餾塔物料衡算數(shù)據(jù)匯總表如表4所示：表4二甲基雙環(huán)氧乙烷精餾塔物料衡算數(shù)據(jù)匯總表組成fi(kmol/h)zi(％)di(kmol/h)xi,d(％)wi(kmol/h)xi,w(％)丙酮387.160.3755.81499.8570.4412.03二甲基雙環(huán)氧乙烷254.1239.630.0860.15514.8887.97合計(jì)641.2210055.90100585.321002熱量衡算2.1反應(yīng)器反應(yīng)器反應(yīng)器進(jìn)料焓值出料焓值Q圖2熱量衡算簡圖原料氣體進(jìn)入反應(yīng)器的溫度25℃，反應(yīng)溫度25℃，常壓下進(jìn)行反應(yīng)。公式如下 Q=ΔH=niHi進(jìn)入反應(yīng)器物料的熱焓： niHi進(jìn)出反應(yīng)器物料的熱焓： niHi出2.1.1進(jìn)料焓值由式子2.1可得：ΔH則總進(jìn)料焓值n2.1.2出料焓值由式子2.2可得：ΔH則總出料焓值n2.1.3總焓變Q由式子2.3得Q=ΔH=2.2精餾塔圖3熱量衡算簡圖2.2.1比熱容2.2.1.1塔頂比熱容已知tD=c所以塔頂餾出液的比熱容為c2.2.1.2進(jìn)料比熱容

查得cc所以進(jìn)料液的比熱容為c2.2.1.3塔釜比熱容已知tW=50℃，查得

cc所以塔釜?dú)堃旱谋葻崛轂閏即精餾段液相的平均比熱容c提餾段液相的平均比熱容為c2.2.2汽化潛熱2.2.2.1塔頂汽化潛熱已知tD=所以塔頂餾出液的汽化潛熱

γ2.2.2.2進(jìn)料汽化潛熱已知tF=36℃，查得所以進(jìn)料液的汽化潛熱

γ2.2.2.3塔釜汽化潛熱已知tW=25℃，查得

γW所以塔釜?dú)堃旱钠瘽摕?/p>

γ2.2.3進(jìn)料帶入的熱量QF=F2.2.4塔頂餾出液的熱量Q2.2.5塔釜?dú)堃旱臒崃縌2.2.6塔頂蒸汽帶出的熱量塔頂蒸汽的露點(diǎn)溫度為30℃所以塔頂蒸汽帶出的熱量

Q2.2.7回流液的熱量塔頂蒸汽的泡點(diǎn)溫度為30℃所以塔頂蒸汽帶出的熱量Q2.2.8冷凝器消耗的熱量Q計(jì)算結(jié)果匯入表5表5熱量衡算計(jì)算結(jié)果項(xiàng)目進(jìn)料冷凝器塔頂餾出液塔底殘液平均比熱容[kJ/(kmol·℃)]26.655—25.50274.823熱量Q(kJ/h)6.552×1066.014×1083.266×1067.794×1063主設(shè)備計(jì)算3.1精餾塔3.1.1塔板數(shù)根據(jù)安托因公式ln丙酮：A=7.96681B=1668.21C=228.0二甲基雙環(huán)氧乙烷：A=7.40783B=1181.31C=250.603.1.1.1進(jìn)料溫度進(jìn)料壓力為P=101KPa，溫度為25℃，依照安托因公式，計(jì)算結(jié)果匯入表6表6各組分的飽和蒸汽壓、k值和相對(duì)揮發(fā)度組成塔進(jìn)料氣相組成（%）飽和蒸汽壓Ki塔進(jìn)料液相組成aij丙酮93.782149.8320.6240.09951.602二甲基雙環(huán)氧乙烷6.210220.1590.9170.00011.000由于y1K1+y2K2=1.0033，誤差在0.01-0.001之間，所以進(jìn)料溫度tF=3.1.1.2塔底溫度塔底壓力為P=101KPa，溫度為50℃，依照安托因公式，計(jì)算結(jié)果匯入表7表7塔底組分的飽和蒸汽壓、k值和相對(duì)揮發(fā)度組成塔底氣相組成飽和蒸汽壓Ki塔底液相組成aij丙酮0.002308.2480.8520.0151.174二甲基雙環(huán)氧乙烷0.997354.6270.9800.9071.000由于y1K1+y2K2=1.0052，誤差在0.01-0.001之間，所以塔底溫度tW=3.1.1.3塔頂溫度塔頂壓力為P=118KPa，溫度為20℃，依照安托因公式，計(jì)算結(jié)果匯入表8表8塔頂組分的飽和蒸汽壓、k值和相對(duì)揮發(fā)度組成塔頂氣相組成飽和蒸汽壓Ki塔頂液相組成aij丙酮1.000117.3881.0081.0001.005二甲基雙環(huán)氧乙烷0.000187.7491.3870.0001.000由于y1K1+y2K2=1.0095查得進(jìn)料揮發(fā)度：aF=1.188塔頂揮發(fā)度：aD=1.003塔底揮發(fā)度：aW=1.021相對(duì)揮發(fā)度：a=3aFaDa3.1.1.4精餾塔塔板數(shù)由芬斯克公式得Nα由上述公式求得θ=1.999則最小回流比R實(shí)際回流比R=1.1Rm=1.1013.1.1.5理論塔板數(shù)Rmin=1.001R=1.011Nmin=44.485R?由吉利蘭圖查得N?N所以全塔理論板數(shù)N=78.1463.1.1.6進(jìn)料位置N因?yàn)镹S+由此可得NS=39.0733.1.1.7實(shí)際塔板數(shù)的確定取全塔效率ET=0.8則實(shí)際塔板數(shù)NP=98塊第50塊板進(jìn)料3.1.2塔和塔板工藝尺寸平均相對(duì)分子質(zhì)量Mm（1）塔頂MLDm=18.094kg/kmolMVDm=18.000kg/kmol（2）塔釜MVWm=43.646kg/kmolMLWm=44.022kg/kmol（3）進(jìn)料MVFm=42.385kg/kmolMLFm=41.557kg/kmol則MMMM3.1.3塔徑3.1.3.1精餾段已知LV則橫坐標(biāo)L初選板間距HT=0.45mhL=0.07m故HT-hL=0.38m查史密斯關(guān)系圖，可得C20=0.068，經(jīng)校正后表面張力σ=得C1=C20取安全系數(shù)為0.80則u1=0.8uf1=0.243m/s所以塔徑D=按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為1.8m則塔橫截面積A3.1.3.2提餾段已知LV則橫坐標(biāo)L初選板間距HT=0.45mhL=0.07m故HT-hL=0.38m查史密斯關(guān)系圖，可得C20=0.096經(jīng)校正后表面張力σ=160.8得C2=取安全系數(shù)為0.80則u2=0.8uf2=0.217m/s所以塔徑D=按標(biāo)準(zhǔn)，塔徑圓整為1.2m則塔橫截面積A計(jì)算結(jié)果匯入表9表9塔徑的相關(guān)數(shù)據(jù)項(xiàng)目精餾段(1)提餾段(2)板間距HT(m)0.450.45板上清液層高度hL(m)0.070.07塔徑D(m)1.81.2塔橫截面積AT(m2)2.1620.912空塔氣速(m/s)0.2430..2173.1.4溢流裝置3.1.4.1溢流堰長lW取堰長lw=0.647D=0.647×1.8=1.1653.1.4.2出口堰高h(yuǎn)W（1）精餾段堰高h(yuǎn)OW1h所以堰高h(yuǎn)（2）提餾段堰高h(yuǎn)所以堰高h(yuǎn)W2=hL?hOW2=0.07?0.000731=0.0693.1.5降液管的寬度與降液管的面積已知lWD=0.647，查弓形降液管參數(shù)圖可得所以Wd=0.14D=0.2523.1.5.1精餾段計(jì)算降液管內(nèi)停留時(shí)間來驗(yàn)算降液管面積

τ3.1.5.2提餾段計(jì)算降液管內(nèi)停留時(shí)間來驗(yàn)算降液管面積

τ3.1.5.3降液管底隙高度（1）精餾段取h則液體流經(jīng)底隙的流速u'（2）提餾段取h則液體流經(jīng)底隙的流速u'3.1.5.4塔板布置取邊緣區(qū)寬度Wc=0.05mWs=0.1m其中r=D2則A計(jì)算結(jié)果匯入表10表10溢流裝置的相關(guān)數(shù)據(jù)項(xiàng)目精餾段提餾段溢流管型式單流型弓形降液管堰長lW(m)1.1651.165溢流堰高h(yuǎn)W(m)0.0700.069降液管的截面積Af(m2)0.2380.238溢流堰寬度Wd(m)0.2520.252停留時(shí)間τ(s)4.9603.520底隙h0(m)0.0640.0633.1.6篩孔數(shù)n孔徑取d0=5.0mm，采用正三角形排列方式，鋼板厚度δ=3mm，取td0=3.0故孔中心距為t=3.0×塔板上的篩孔數(shù)n=塔板上開孔區(qū)的開孔率φ=A0A每層塔板上的開孔面積A0A則精餾段氣體通過篩板的氣速為：u提餾段氣體通過篩板的氣速為u3.1.7塔高98塊板，安裝12個(gè)人孔，孔徑600mm，第一塊塔到塔頂?shù)木嚯x取為1.0m，塔釜高度取2.0m，裙座高度取2.0m

H=98×0.6+12×0.6+2+2+1=71總計(jì)算結(jié)果匯入表11表11塔數(shù)據(jù)匯總序號(hào)項(xiàng)目計(jì)算數(shù)據(jù)備注精餾段提餾段1理論塔板數(shù)（塊）22222實(shí)際塔板數(shù)（塊）49493板間距HT(m)0.450.454板上清液層高度hL(m)0.070.075塔徑D(m)1.81.26踏板類型單溢流弓形降液管7塔橫截面積AT(m2)2.1620.9128空塔氣速(m/s)0.2430.2179堰長lW(m)1.1651.16510溢流堰高h(yuǎn)W(m)0.0700.06911篩孔數(shù)374312篩板氣速7.1762.70313孔心距(mm)1515同一排孔心距14單板壓降0.70.715降液管的截面積Af(m2)0.2380.23816溢流堰寬度Wd(m)0.2520.25217停留時(shí)間τ(s)4.9603.52018底隙h0(m)0.0640.06319塔高(m)713.1.8篩板流體力學(xué)驗(yàn)算3.1.8.1氣體通過篩板壓降相當(dāng)液柱高度ha.干板壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨雀鶕?jù)d0δ=（1）精餾段得h（2）提餾段得hb.氣流穿過板上液層壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?）精餾段已知ua1=由充氣系數(shù)ε0與Fa的關(guān)聯(lián)圖得則h（2）提餾段已知ua2=由充氣系數(shù)ε0與Fa的關(guān)聯(lián)圖得則h12=ε02hc.克服液體表面張力壓降相當(dāng)?shù)囊褐叨龋?）精餾段依式h（2）提餾段依式h則h（1）精餾段故h單板壓降△（2）提餾段故h單板壓降△3.1.8.2霧沫夾帶量的驗(yàn)算使霧沫夾帶量ev<0.1即可（1）精餾段依式ev1=5.7×10-6（2）提餾段依式ev2=5.7×10-6σ3.1.8.3漏液的驗(yàn)算使篩板穩(wěn)定性系數(shù)大于1.5即可（1）精餾段依式u篩板的穩(wěn)定性系數(shù)K（2）提餾段依式u篩板的穩(wěn)定性系數(shù)K3.1.8.4液泛的驗(yàn)算為防止降液管液泛，應(yīng)使降液管中清液層高度Hd由H（1）精餾段因?yàn)閔所以H取?=0.5，則?（2）提餾段因?yàn)閔所以H取?=0.5，則?根據(jù)以上計(jì)算，可認(rèn)為各工藝尺寸合適。計(jì)算結(jié)果匯入表12表12篩板流體力學(xué)的相關(guān)數(shù)據(jù)項(xiàng)目精餾段提餾段干板阻力hc(m)0.0190.012氣體通過液層的阻力h1(m)0.0400.045液體表面張力的阻力hσ(m)0.002200.00233單板壓降ΔPp(Pa)55.65832.498霧沫夾帶量eV(kg液/kg氣)2.257×10-71.530×10-9篩板穩(wěn)定系數(shù)K1.9731.555降液管中清液層的高度Hd(m)0.001170.0073.1.9塔板負(fù)荷性能圖3.1.9.1霧沫夾帶線泛點(diǎn)率=板上液體流經(jīng)的長度Z（1）精餾段板上液流面積A取K=1.000，CF=0.120，則0.8=整理得 Vs1=0.694-7.552Ls1任取五個(gè)合理的Ls1數(shù)值依式3.5并且列于表13中表13精餾段霧沫夾帶線Ls1(m3/s)0.0100.0200.0300.0400.050Vs1(m3/s)0.6180.5430.467.0.3920.316（2）提餾段板上液流面積A取K=1.000，CF=0.120，則0.8=整理得 Vs1=0.533-5.800Ls1任取五個(gè)合理的Ls2數(shù)值依式3.6并列于表14中表41提餾段霧沫夾帶線Ls2(m3/s)0.0100.0200.0300.0400.050Vs2(m3/s)0.4750.4170.3590.3010.2433.1.9.2液泛線由Hd=各式聯(lián)立得?近似取E≈1.000，則h（1）精餾段因?yàn)閔則h因?yàn)閔故hp1由式h將HT0.5×0.45+0.070整理得 Vs12=7.779?18.263L任取五個(gè)合理的Ls1數(shù)值依式3.7并列于表15中表15精餾段液泛線Ls1(m3/s)0.0100.0200.0300.0400.050Vs1(m3/s)2.6322.5352.4502.3712.294（1）提餾段因?yàn)閔則h因?yàn)閔故h由式h將HT0.5×整理得 Vs22=7.562?20.316L任取五個(gè)合理的Ls2數(shù)值依式3.8并列于表16中表16提餾段液泛線Ls2(m3/s)0.0100.0200.0300.0400.050Vs2(m3/s)2.5722.4622.3642.2722.1833.1.9.3液相負(fù)荷上限線取液體在降液管中停留時(shí)間τ=3s則（1）精餾段L（2）提餾段L3.1.9.4漏液線（1）精餾段由h代入漏液點(diǎn)氣速式uV整理式子得 Vs,min1=0.2730.078L任取五個(gè)合理的Ls1數(shù)值依式3.9并列于表17中表17精餾段漏液線Ls1(m3/s)0.0100.0200.0300.0400.050Vs1(m3/s)0.19200.19240.19280.19310.1933（2）提餾段由hL2uV整理式子得 Vs,min2=0.2730.037L任取五個(gè)合理的Ls2數(shù)值依式3.10并列于表18中表18提餾段漏液線Ls2(m3/s)0.0100.0200.0300.0400.050Vs2(m3/s)0.32730.32750.32760.32760.32773.1.9.5液相負(fù)荷下限線取how=0.006m作為液相負(fù)荷下限線條件，取E≈1.0依式h整理得Ls,min=0.001m3/s3.2二甲基雙環(huán)氧乙烷儲(chǔ)罐已知精餾塔中塔釜二甲基雙環(huán)氧乙烷摩爾流量為423.970kmol/h則質(zhì)量流量q則體積流量為q設(shè)儲(chǔ)罐容積為裝有一周的二甲基雙環(huán)氧乙烷產(chǎn)量，一天8個(gè)工作小時(shí)，一周5個(gè)工作日。則V=21.413×8×5=856.520二甲基雙環(huán)氧乙烷儲(chǔ)罐裝載系數(shù)的80％計(jì)算則容積為V表19二甲基雙環(huán)氧乙烷儲(chǔ)罐相關(guān)數(shù)據(jù)選型設(shè)計(jì)壓力公稱容積計(jì)算容積儲(chǔ)罐內(nèi)徑儲(chǔ)罐高度總高罐底面積立式圓筒形固定頂儲(chǔ)罐2MPa1000m31100m311500mm10650mm11891mm103.82m24附屬設(shè)備選型精餾塔冷凝器冷凝器總傳熱系數(shù)范圍?。?00~1500kcal/(m3?h?℃)(1kcal=4.18J)本設(shè)計(jì)取K=1500kcal/(m3·h·℃)=6270kJ/(m3·h·℃)出料液溫度：36℃(飽和氣)→36℃(飽和液)，冷凝水：25逆流操作?t1=則?根據(jù)全塔熱量衡算得QC=6014114.445所以傳熱面積為A=安全系數(shù)取0.7，則所需傳熱面積A=651.195×0.7=455.84列管式換熱器為：DN1200-4.00-709.5-9/19-6I浮頭式換熱器。5三廢處理本設(shè)計(jì)中產(chǎn)生的廢棄物主要是二甲基雙環(huán)氧乙烷廢水分層塔排出的水，這些水中含有大量的K+、Na+、H+、SO42-、CO32-可以外包處理；精餾塔塔釜流出的丙酮進(jìn)過提純后可重復(fù)利用避免了不必要的資源浪費(fèi)。結(jié)論二甲基雙環(huán)氧乙烷是重要的化工無氯染漂產(chǎn)品，在對(duì)紙漿漂白工藝上的效果顯著，在漂白工業(yè)上有著十分廣泛的應(yīng)用。同時(shí)二甲基雙環(huán)氧乙烷也是一種不含氯元素對(duì)環(huán)境零污染的環(huán)保氧化劑，并且有著強(qiáng)親電氧化性、反應(yīng)的選擇性以及發(fā)生環(huán)氧化反應(yīng)條件溫和等優(yōu)點(diǎn)，因此二甲基雙環(huán)氧乙烷常常應(yīng)用于很多碳碳雙鍵的環(huán)氧化反應(yīng)之中去。在本設(shè)計(jì)中選擇用丙酮和過硫酸氫鉀反應(yīng)生成二甲基雙環(huán)氧乙烷，這是目前已知最有效最常用的制備方法[2]。采用本設(shè)計(jì)的方法生產(chǎn)二甲基雙環(huán)氧乙烷的原材料容易獲得，并且價(jià)格便宜為工廠節(jié)省了大量的原料成本。本設(shè)計(jì)在簡化生產(chǎn)工藝步驟的同時(shí)也保證了產(chǎn)品的質(zhì)量和產(chǎn)量，同時(shí)產(chǎn)生的廢棄物和副產(chǎn)物相較于其他方法更少并且更容易處理。參考文獻(xiàn)趙建,石淑蘭,胡惠仁.一種新型漂劑——二甲基二環(huán)氧乙烷[J].造紙化學(xué)品,1998,