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1、年产量10万吨二甲基双环氧乙烷的工艺设计摘 要二甲基双环氧乙烷是重要的有机化工产品，广泛应用于各个领域，研究意义重大。目前国内生产二甲基双环氧乙烷的工厂仍未呈饱和状态，前景十分广阔。通过催化剂选择性的提高、改变生产线的结构等从而提高生产能力和降低成本和对环境的污染，这些都是目前需要研究的课题。本设计年产量10吨二甲基双环氧乙烷的工艺设计。由丙酮与硫酸氢钾进行混合然后直接进入反应器直接发生环氧化反应而生成二甲基双环氧乙烷。通过计算物料衡算、热量衡算再进行设备选型、车间布置和三废处理。原料气进反应器进行反应，反应器出口气体进入二甲基双环氧乙烷吸收塔。吸收塔出口的吸收液则进入解吸塔解吸。而解吸后的气
2、体则进入精馏塔精馏，精馏后的产品纯度可达99%。关键词：二甲基双环氧乙烷；生产前景；乙烯氧气直接氧化法； 1目 录1绪论11.1性质用途11.2国内和国外的研究生产形势11.2.1国内研究和生产形势11.2.2国外研究和生产形势21.3工业生产工艺21.3.1氯醇法21.3.2乙烯空气氧化法21.3.3乙烯氧气氧化法22物料衡算32.1反应器的物料衡算32.1.1基础数据32.1.2物料衡算932.2二甲基双环氧乙烷精馏塔的物料衡算43.热量衡算63.1反应器63.1.1进料焓值83.1.2出料焓值83.1.3总焓变Q93.2二甲基双环氧乙烷吸收塔93.3精馏塔103.3.1比热容113.3.
3、2汽化潜热113.3.3进料带入的热量123.3.5塔釜残液的热量123.3.6塔顶蒸汽带出的热量123.3.7回流液的热量123.3.8冷凝器消耗的热量123.3.9再沸器提供的热量134主设备计算144.1二甲基双环氧乙烷吸收塔144.1.1塔径144.1.2核算操作气速、径比144.1.3填料层高度144.1.5填料层压降164.2精馏塔184.2.1塔板数184.2.2塔和塔板工艺尺寸214.2.3塔径234.2.4溢流装置244.2.5降液管的宽度与降液管的面积254.2.6筛孔数n274.2.7塔高274.2.8筛板流体力学验算284.2.9塔板负荷性能图314.3二甲基双环氧乙烷
4、储罐375附属设备选型385.1精馏塔冷凝器及再沸器385.1.1冷凝器385.1.2再沸器385.2泵385.2.1二甲基双环氧乙烷解吸进料泵385.2.2精馏塔回流泵395.3进料管395.3.1反应器进料管395.3.2二甲基双环氧乙烷吸收塔进料管395.3.3二甲基双环氧乙烷解吸塔进料管405.3.4精馏塔进料管406厂房及车间布置416.1选址原则416.2厂区布置依据416.3车间426.3.1布置原则426.3.2主要设备间距原则427自控方案447.1混合器控制447.2反应器控制447.3泵的控制447.4二氧化碳的循环系统控制447.5吸收解吸系统温度串联控制447.6精馏
5、塔的控制448三废处理与安全生产458.1三废处理458.2安全生产措施45参考文献46附录47附录1 PFD物料流程图48附录2 PID带控制点的工艺流程图49附录3 主设备装配图50附录4 车间布置图511绪论1.1性质用途二甲基双环氧乙烷（3,3-dimethyldioxirane），分子式为C3H6O2，二甲基过氧化酮（DMDO），也称二甲基二环氧乙烷，是由丙酮衍生出的过氧化酮类化合物，分子中含有由过氧链组成的三元环系。它是唯一常用的过氧化酮类化合物，在有机合成中主要用作氧化剂。二甲基双环氧乙烷的主要用途是用于乙二醇，乙二醇在工业上常常作为生产聚酯聚合物的原料。并且二甲基双环氧乙烷还可
6、用应用于汽车、洗染、石油冶炼、电子、造纸、医药、农药、纺织等各个方面，研究意义重大，前景广阔。1.2国内和国外的研究生产形势1.2.1国内研究和生产形势我国较早的传统工艺是以乙醇为原料经氯醇法生产二甲基双环氧乙烷，但是这个传统的方法会造成较为严重的环境问题如排水会污染环境。而后来使用新研发出的直接氧化法生产二甲基双环氧乙烷可以有效的降低生产成本，且提高了产品的纯度，还不会对环境造成破坏，优点明显。表1.1 2012年我国二甲基双环氧乙烷消费结构1消费结构乙二醇乙醇乙氧基化合乙氧基化合其他总比（%）657.79.93.414由表1.1可得，我国在2012年中二甲基双环氧乙烷消费领域最大的是乙二醇
7、。我国的二甲基双环氧乙烷的产能分布地域是十分显著的，由表1.2可知，产能分布地区主要是在华东地区，其次是东北地区和华北地区。表1.2 我国生产二甲基双环氧乙烷分布地区表2分布地区华东地区东北地区华北地区其他地区总比（%）58.6514.2910.0016.41但是随着我国表面活性剂等领域的迅猛发展，二甲基双环氧乙烷远不能满足市场需求。二甲基双环氧乙烷在常温常压下易燃易爆，因为其沸点是10.8，长途运输的安全系数非常低，因此二甲基双环氧乙烷不适用于长途运输这种运输途径，则二甲基双环氧乙烷的进出口是个亏本买卖，所以市场价值主要体现在以乙二醇为代表的下游产品上。3近几年来，我国二甲基双环氧乙烷工业的
8、生产原料逐渐趋向多样化。而生产技术仍然是使用引进国外的先进技术。表1.3 生产技术与总生产能力的关系生产技术SD工艺技术Shell工艺技术Dow工艺技术占总生产能力的比例（%）58.9624.4416.60目前有许多外资公司和民营公司慢慢崛起，投资方越来越趋向多样化，生产技术也会逐渐向多样性的方向发展。由于受到原料乙烯资源供应的影响，商品二甲基双环氧乙烷生产能力不断的增加，产业链设计日趋合理。41.2.2国外研究和生产形势随着二甲基双环氧乙烷的需求量增加，二甲基双环氧乙烷生产能力在世界范围内也在随之增加。由表1.4可知，生产地区主要是在亚太地区、中东地区还有北美地区。表1.4 国外生产二甲基双
9、环氧乙烷分布地区表分布地区亚太地区中东地区北美地区西欧地区中南美地区中东欧地区总比（%）40.625.018.411.12.12.8Shell公司、SD公司和UCC公司这三家公司把世界范围内的二甲基双环氧乙烷的生产技术几乎全部垄断。当然也有别的用于二甲基双环氧乙烷的生产技术的公司，例如：德国赫斯公司、日本触媒公司等，但是与垄断三巨头公司相比还是相当渺小的。5就目前状况而言，少数公司掌控着二甲基双环氧乙烷的核心生产技术；二甲基双环氧乙烷生产能力的地区越来越集中；二甲基双环氧乙烷的装置趋向于研发新型的反应器6；二甲基双环氧乙烷的产能越来越靠着市场集中、成本低和物流方便的方向发展。1.3工业生产工艺
10、由丙酮与硫酸氢钾进行混合然后直接进入反应器直接发生环氧化反应而生成二甲基双环氧乙烷的技术（HPPO）称为直接氧化法，直接氧化法生成的主要反应产物是二甲基双环氧乙烷，生成的副产物为水，在反应过程中不会产生有害气体。8使用直接氧化法制造二甲基双环氧乙烷的工艺操作简单，反应发生所需要的反应条件温和，操作的风险较小安全性能高，由于反应不产生其他的副产品所以不收联产品制约，且直接氧化法制二甲基双环氧乙烷所需要的装置占地面积小，所以需要配套的基础设备的数量也相应减小。2物料衡算2.1反应器的物料衡算用直接氧化法制二甲基双环氧乙烷的化学方程式如下所示：各物料的摩尔质量如表2.1所示：表2.1 各物质的摩尔质
11、量物料C3H6O2KHSO4CH3CHCH2OH2O摩尔质量/(g/mol)7413658.0818.022.1.1基础数据1. 生产能力：10万吨/年，一年按照300天计算，即7200小时。2. 二甲基双环氧乙烷的纯度：二甲基双环氧乙烷0.993. 计算基准：P=101077200=1.39104(kg/)=239.33(koml/)2.1.2物料衡算9选1000kg/h丙酮原料为计算基准，由于硫酸氢钾与丙酮进料为1:1，所以以计算丙酮进料由此可以得到硫酸氢钾的输入量输出量。原料丙酮纯度为99，则纯丙酮量：原料中的水的量：丙酮转化率为80，则参加反应的总丙酮量:未反应的丙酮量：由于选择性为9
12、0，则由二甲基双环氧乙烷的选择性，生成二甲基双环氧乙烷量为：按年产量10万吨的要求，每小时二甲基双环氧乙烷的产量：比例系数：1.39104/1229.96=11.3012实际上每小时按照要求生产的二甲基双环氧乙烷的量为：反应产生的水量：254.12kmol/=4579.31kg/原料中的水量：10kg/12=120kg/=6.66kmol/输出的水量：120kg/+4579.31kg/=4699.31kg/=260.78kmol/输入的丙酮量：990kg/12=11880kg/=282.31kmol/参加反应的丙酮：792kg/12=9504kg/=225.86kmol/未反应（输出）的丙酮：
13、198kg/12=2376kg/=56.46kmol/由此可知硫酸氢钾：输入的量：990kg/12=11880kg/=349.31kmol/输出的量：198kg/12=2376kg/=69.86kmol/反应器物料衡算结果如表2.2所示：表2.2反应器的物料衡算结果组分输入输出摩尔流量kmol/h质量流量kg/h摩尔流量kmol/h质量流量kg/h丙酮282.3111880.0056.462376硫酸氢钾349.3111880.0069.862376二甲基双环氧乙烷254.1214759.52水260.784699.31合计631.6223760641.2224210.582.2二甲基双环氧乙
14、烷精馏塔的物料衡算用清晰分割对精馏塔进行物料衡算，以二甲基双环氧乙烷为重关键组分，丙酮为轻关键组分，以水和硫酸氢钾为非轻关键组分2，即：进料量：进料中各个组分流量如表2.3所示：表2.3进料中各组分流量组分丙酮硫酸氢钾二甲基双环氧乙烷水合计摩尔流量kmol56.4669.86254.12260.78641.22zi %8.8010.8939.6340.68100设丙酮为物料1二甲基双环氧乙烷为物料2，硫酸氢钾为物料3，水为物料4，即：组分物料衡算，由清晰分割可知：d4=0d1=DxLK,D=55.900.999=55.7442kmol/d3=f3=0.0698d2=Dd1d3d4=55.905
15、5.74420.0698=0.086w3=69.86kmol/w1=WxLK,W=585.320.001=0.585kmol/w4=0二甲基双环氧乙烷精馏塔物料衡算数据汇总表如表2.4所示：表2.4二甲基双环氧乙烷精馏塔物料衡算数据汇总表组成 fi/(kmol)zi /% di/(kmol)xi,d/% wi/(kmol)xi,w/%丙酮56.468.8055.744299.720.5850.1二甲基双环氧乙烷254.1239.630.0860.15514.8887.97硫酸氢钾69.8610.890.06980.1369.8611.93水260.7840.680000合计641.221005
16、5.90100585.321003.热量衡算3.1反应器图3.1 热量衡算简图原料气体进入反应器的温度200，反应温度240，反应压力2Mpa。公式如下Q=H=niHi出-niHi进（式3.1）进入反应器物料的热焓：niHi进=i=1nniHf,298K+T1298KniCpidT+i=1nHi,298K（式3.2）出反应器物料的热焓：niHi出=i=1nniHf,298K+298KT2niCpidT+i=1nHi,298K（式3.3）式中，ni是组分i的摩尔流量，kmol/h；Hf,298K是组分i的标准生成热，kJ/mol；Cpi是组分i的等压热容，kJ/(molK)；Hi,298K是进料
17、组分i在基准温度下从进料相态变为基准相态时的相变热，kJ/mol；Hi,298K是出料组分i在基准温度下从基准相态变为出料相态时的相变热，kJ/mol。查得各个组分的等压热容,见表3.1：表3.1 各个组分的等压热容组分C2H4O2CO2N2ArCH4C2H6H2OC2H4OCpi，200/(kJ/(kmolK)1.76292.24860.97411.02601.07400.52980.12262.54764.6023Cpi，240/(kJ/(kmolK)0.04442.35550.98521.04581.07760.05372.94542.69252.2676查得组分的标准生成热，见表3.2
18、。表3.2 组分的标准生成热组分C2H4CO2CH4C2H6H2OC2H4OHf,298K/kJ/kmol52.283-393.511-74.847-84.667-241.825-52.63.1.1进料焓值由式子3.1可得：HO2=nO2HO2=0+nO2CpO2200-25+0=376668.397 kJ/mol由此类推计算各个组分，计算结果见表3.3表3.3 各个组分的进料焓值物料Hf,298K/kJ/kmoln/molnHf,298K/kJCpi，200/kJ/(kmolK)nCp/kJ/KnCpT/kJHi /kJ/kmol二甲基双环氧乙烷-52.600-乙烯52.2834734.90
19、0247554.7772.248610646.8961863206.8252110761.601氧气-2209.620-0.97412152.391376668.397376668.397二氧化碳-393.5113330.213-1310475.4481.02603416.799597939.744-712535.704氮气-16815.209-1.074018059.5343160418.5323160418.532氩气-3914.814-0.52982074.068362961.980362961.980甲烷-74.847198.866-14884.5240.122624.3814266.
20、670-10617.853乙烷-84.667274.624-23251.5902.5476699.632122435.61899184.028水-241.82588.385-21373.7034.6023406.77471185.50049811.797则总进料焓值niHi进=Hi= 5436652.778 kJ/kmol3.1.2出料焓值由式子3.2可得：HO2=nO2HO2=0+nO2CpO2240-25+0=332640.788 kJ/mol 由此类推计算各个组分，计算结果见表3.4表3.4 各个组分的出料焓值物料Hf,298K/kJ/kmoln/molnHf,298K/kJCpi，24
21、0/kJ/(kmolK)nCp/kJ/KnCpT/kJHi /kJ/kmol二甲基双环氧乙烷-52.600426.141-22415.0170.044418.9214067.942-18347.075乙烯52.2834166.712217848.2032.35559814.6902110158.3752328006.578氧气-1570.409-0.98521547.166332640.788332640.788二氧化碳-393.5113614.307-1422269.5621.04583779.842812666.086-609603.476氮气-16815.208-1.077618120.
22、0683895814.6973895814.697氩气-3914.184-0.0537210.19245191.21145191.211甲烷-74.847198.866-14884.5092.9454585.739125933.955111049.447乙烷-84.667274.624-23251.6072.6925739.426158976.517135724.909水-241.825372.479-90074.6862.2676844.633181596.07991521.393则总出料焓值niHi进=Hi= 6311998.473 kJ/kmol3.1.3总焓变Q由式子3.3得Q=H=n
23、iHi出-niHi进=875345.695kJ/kmol 3.2二甲基双环氧乙烷吸收塔图3.2 热量衡算简图查手册得，二甲基双环氧乙烷的微分溶解热（二甲基双环氧乙烷的蒸汽冷凝热+对水的溶解热）Hd=28540.7+16895.7=45436.4kJ/mol水的平均比热容CpL=45.436kJ/(mol)则tn=tn-1+(Hd/CpL)(xn-xn-1)所以=25+(45436.4/45.436)X设X取在0.0000.008之间，求t当X=0.000时则tn=25+(45436.4/45.436)0=25计算结果汇入表3.5 表3.5 各浓度下吸收液温度和相平衡XtL/E/kPamY*10
24、30.00025.000211.5252.0880.0000.00126.000222.9762.2012.2010.00227.000234.9632.3194.6390.00328.000247.5092.4437.3300.00429.000260.6352.57310.2920.00530.000274.3642.70813.5420.00631.000288.7182.85017.1010.00732.000303.7212.99820.9880.00833.000319.3993.15325.2243.3精馏塔图3.3热量衡算简图3.3.1比热容3.3.1.1塔顶比热容已知tD=2
25、0，查得cp,D水=1.417kJ(kg)=25.502kJ(kmol)cp,D二甲基双环氧乙烷=0.891kJ(kg)=39.208kJ(kmol)所以塔顶馏出液的比热容为cp,D=xD,水cp,D水+xD,二甲基双环氧乙烷cp,D二甲基双环氧乙烷=25.502kJ(kmol)3.3.1.2进料比热容已知二甲基双环氧乙烷查得cp,F水=1.425kJ(kg)=25.655kJ(kmol)二甲基双环氧乙烷cp,F二氧化碳=1.299kJ(kg)=57.166kJ(kmol)所以进料液的比热容为 cp,F=xF,水cp,F水+xF,二甲基双环氧乙烷cp,F二甲基双环氧乙烷+xF,二氧化碳cp,F
26、二氧化碳=26.655kJ(kmol)3.3.1.3塔釜比热容已知tW=245，查得cp,W水=1.752kJ(kg)=31.540kJ(kmol)cp,W二甲基双环氧乙烷=1.702kJ(kg)=74.884kJ(kmol)cp,W二氧化碳=1.789kJ(kg)=78.712kJ(kmol)所以塔釜残液的比热容为cp,W=xW,水cp,W水+xW,二甲基双环氧乙烷cp,W二甲基双环氧乙烷+xW,二氧化碳cp,W二氧化碳=74.823kJ(kmol)即精馏段液相的平均比热容cp1=cp,Dcp,F=26.073kJ(kmol)提馏段液相的平均比热容为cp2=cp,Fcp,W=44.659kJ
27、(kmol)3.3.2汽化潜热3.3.2.1塔顶汽化潜热已知tD=20，查得D水=2483.697 kJkg D二甲基双环氧乙烷=570.814kJkg 所以塔顶馏出液的汽化潜热D=xD,水D水+xD二甲基双环氧乙烷D二甲基双环氧乙烷=2483.684kJkg3.3.2.2进料汽化潜热已知tF=36，查得F水=2416.731kJkg F二甲基双环氧乙烷=553.958kJkg F二氧化碳=102.656kJkg所以进料液的汽化潜热F=xF水F水+xF二甲基双环氧乙烷F二甲基双环氧乙烷+xF二氧化碳F二氧化碳=2300.858kJkg3.3.2.3塔釜汽化潜热已知tW=245，查得W水=184
28、1.777kJkg W二甲基双环氧乙烷=333.773kJkg W二氧化碳=87.624kJkg所以塔釜残液的汽化潜热W=xW水W水+xW二甲基双环氧乙烷W二甲基双环氧乙烷+xW二氧化碳W二氧化碳=335.717kJkg3.3.3进料带入的热量QF=Fcp,FtF=6551873.021kJ/h3.3.4塔顶馏出液的热量QD=Dcp,DtD=3265633.374kJ/h3.3.5塔釜残液的热量QW=Wcp,WtW=7794171.604kJ/h3.3.6塔顶蒸汽带出的热量塔顶蒸汽的露点温度为20所以塔顶蒸汽带出的热量QV=DR+1cp,DtD+DMV,D=608272861.727kJ/h3
29、.3.7回流液的热量塔顶蒸汽的泡点温度为20所以塔顶蒸汽带出的热量QR=Lcp,DtR=3595788.908kJ/h3.3.8冷凝器消耗的热量QC=QV-QR-QD=601411439.445kJ/h3.3.9再沸器提供的热量塔釜热损失为10%，则Q损=0.1QB且QB+QF=QC+QW+Q损+QD再沸器的实际热负荷0.9QB=QC+QW+QD-QF计算得：QB=673243746.002kJ/h计算结果汇入表3.6表3.6 热量衡算计算结果项目进料冷凝器塔顶馏出液塔底残液再沸器平均比热容kJ(kmol)26.65525.50274.823热量Q(kJ/h)6.5521066.0141083
30、.2661067.7941066.7321084主设备计算4.1二甲基双环氧乙烷吸收塔4.1.1塔径已知：填料总体积比表面积at=115m2/m3填料层空隙率=0.89气相的密度V=2.712kg/m3液相的密度L=1005.596kg/m3液体的黏度L=1.005mPas则根据贝恩-霍根关联式loguF2gat3VLL0.2=A-KLV1/4VL1/8则将已知代入得A-KLV1/4VL1/8=-0.639则uF2gat3VLL0.2=0.230由此可得uF=2.283m/s取泛点率为0.85，则u=0.85uF=0.852.283=1.941m/s则塔径D=Vs4u=1.123m 圆整塔径，
31、则D=1.2m4.1.2核算操作气速、径比u=4Vsu=1.699m/s uuF=1.6992.283=0.744 散装填料，泛点率经验值为0.60.85Dd=120038=31.58 符合要求。4.1.3液体喷淋密度的验算取最小润湿速率LWmin=0.08m3/(mh)则Umin=LWminat=9.20m3/(m2h)而U=Lh0.785D2=9.870m3/(m2h)Umin满足最小喷淋密度的要求4.1.3填料层高度4.1.3.1传质单元数由物料衡算知V=31352.930kmol/h L=61872.405kmol/hX1=0.681% X2=0 Y1=0.006% Y2=1.359%
32、查得101.3kPa，25，二甲基双环氧乙烷在水中的溶解度H=0.168kmol/(m3kPa)则相平衡常数m=EP=LHMSP=3.259而解吸因子S=mVL=0.651传质单元数NOG=11-Sln1-SY1-mX2Y2-mX1+S=2.4414.1.3.2传质单元高度气体质量通量UV=Vv4D2=75206.536kg/(m2h)液体质量通量UL=LL4D2=54666431.849kg/(m2h)通用气体常数R=8.314(m3kPa)/(kmolK)重力加速度g=9.81m/s2=1.27108m/h2查得 在101.3kPa 20下，气体黏度V=0.003kg/(mh)液体黏度L=
33、3.240kg/(mh)气相的密度V=2.712kg/m3液相的密度L=1005.596kg/m3液体的表面张力L=933120kg/h2液相扩散系数DV=0.00026m2/s查得，在101.3kPa 0下，二甲基双环氧乙烷在空气中的扩散系数D0=0.104m2/s则在101.3kPa 20下，二甲基双环氧乙烷在空气中的扩散系数DV=D0P0PTT03/2=0.118m2/s查表4.1可得，聚丙烯的临界表面张力c=33mNm-1=427680kg/h2表4.1 常见材质的临界表面张力值材质碳瓷玻璃聚丙烯钢表面张力/ mNm-15661733375查表4.2可得，填料的形状系数=1.45表4.
34、2常见填料的形状系数填料类型球形棒形拉西环弧鞍开孔环0.720.7511.191.45根据修正恩田公式G=0.237UVatV0.7VVDV1/3atDVRT1.1（式4.1）L=0.0095ULaWL2/3LLDL-1/2LgL1/30.4（式4.2）Ga=GaW（式4.3）La=LaW（式4.4）其中 aWat=1-exp-1.45cL0.75ULatL0.1UL2atL2g-0.05UL2LLat0.2（式4.5）由式4.5可得aWat=0.998 aW=114.743m2/m3 由式4.1可得G=2.230kmol/(m2hkPa)由式4.2可得L=0.001m/h由式4.3可得Ga=
35、255.905kmol/(m3hkPa)由式4.4可得La=0.077(1/h)由于0.5uF=1.137u，所以需要校正修正恩田公式。则Ga=1+9.5uuF-0.51.4Ga=815.015kmol/(m3hkPa)La=1+2.6uuF-0.52.2La=0.097(1/h)因为KGa=11/Ga+1/HLa=0.016kmol/(m3hkPa)则HOG=VBKYa=VBKGaP=4.676m4.1.4.3填料层高度Z=HOGNOG=4.6762.441=11.412m取25%富余量，则取填料层高度Z=1.2Z=13.694m4.1.5填料层压降由埃克特通用压降关联图（图4.1）进行计算
36、图4.1埃克特通用压降关联图横坐标LVVL1/2=0.031查得压降填料因子P=114m-1纵坐标u2PgVLL0.2=0.216查图4-1可得PZ=1962Pa/m则P=26.868kPa计算结果汇入表4.3表4.3二甲基双环氧乙烷吸收塔数据总表名称二甲基双环氧乙烷吸收塔操作气速(m/s)1.933塔径(m)1.2核算径比31.58喷淋密度m3/(m2)9.870传质单元高度(m)4.676传质单元数2.441填料层高度(m)13.694压降(kPa)26.8684.2精馏塔4.2.1塔板数根据安托因公式lnp=A-BT+C水：A=7.96681 B=1668.21 C=228.0二甲基双环
37、氧乙烷：A=7.40783 B=1181.31 C=250.60二氧化碳：A=7.64177 B=1284.07 C=268.4324.2.1.1进料温度进料压力为P=240KPa，温度为63，依照安托因公式，计算结果汇入表4.4表4.4各组分的饱和蒸汽压、k值和相对挥发度组成塔进料气相组成（%）饱和蒸汽压Ki塔进料液相组成aij水93.782149.8320.6240.09951.602二甲基双环氧乙烷6.210220.1590.9170.00011.000二氧化碳0.008249.0611.0380.90371.188由于y1K1+y2K2+y3K3=1.0033，误差在0.01-0.00
38、1之间，所以进料温度tF=634.2.1.2塔底温度塔底压力为P=362KPa，温度为245，依照安托因公式，计算结果汇入表4.5表4.5塔底组分的饱和蒸汽压、k值和相对挥发度组成塔底气相组成饱和蒸汽压Ki塔底液相组成aij水0.002 308.2480.8520.0151.174二甲基双环氧乙烷0.997354.6270.9800.9071.000二氧化碳0.001407.1571.1250.0870.889由于y1K1+y2K2+y3K3=1.0052，误差在0.01-0.001之间，所以塔底温度tW=3804.2.1.3塔顶温度塔顶压力为P=118Kpa，温度为20，依照安托因公式，计算
39、结果汇入表4.6表4.6塔顶组分的饱和蒸汽压、k值和相对挥发度组成塔顶气相组成饱和蒸汽压Ki塔顶液相组成aij水1.000117.3881.0081.0001.005二甲基双环氧乙烷0.000187.7491.3870.0001.000由于y1K1+y2K2=1.0095，误差在0.01-0.001之间，所以进料温度tD=102查得进料挥发度：aF=1.188塔顶挥发度：aD=1.003塔底挥发度：aW=1.021相对挥发度：a=3aFaDaw =1.0684.2.1.4精馏塔塔板数由芬斯克公式得Nm=lgxLxxHxD/xLxxHxWlg平=44.485ixi,Fi-=1-q=0由上述公式求
40、得=1.999则最小回流比Rm=ixi,Dmi-1=1.001实际回流比R=1.1Rm=1.101精馏段上升蒸汽压V=R+1D=13452.455kmol/h精馏段下降液体量L=RD=7049.878 kmol/h提馏段上升蒸汽量V=V+q-1F=13877.629kmol/h提馏段下降液体量L=L+qF=7049.878 kmol/h4.2.1.5理论塔板数简捷法：Rmin=1.001，R=1.011Nmin=44.485RRminR+1=0.254由吉利兰图（图4.2）查得NNminN+2=0.42图4.2 吉利兰图全塔理论板数N=78.1464.2.1.6进料位置NRmNSm=logxL
41、xHDxHxLFlogxLxHFxHxLW=1.000因为NS+NR=N=78.146 NRmNSm=NRNS=1.000由此可得NS=39.073 NR=39.0734.2.1.7实际塔板数的确定取全塔效率ET=0.8 则实际塔板数NP=98块第50块板进料4.2.2塔和塔板工艺尺寸4.2.2.1平均相对分子质量Mm（1）塔顶MLDm=18.094kg/kmolMVDm=18.000kg/kmol（2）塔釜MVWm=43.646kg/kmolMLWm=44.022kg/kmol（3）进料MVFm=42.385kg/kmolMLFm=41.557kg/kmol则Mvm1=MvDm+MvFm2=30.193 kg/kmolMvm2=MvWm+MvFm2=43.016 kg/kmolMLm1=MLDm+MLFm2=29.826kg/kmolMLm2=MLWm+MLFm2=42.789 kg/kmol4.3.2.2平均密度（1）液相进料F：查得当tF =63时，二甲基双环氧乙烷密度F1=497.2448kg/m3 水密度F2=821.568