【正文】 48． 8 279． 1 288 6． 7 0． 9959 282． 1 311 62． 1 276． 9 286 9． 3 283． 6 305 78． 6 273 285 14． 9 284． 3 （最高） 300 100 160． 7 283． 6 表 環(huán)氧乙烷在水中的溶解度 壓力 溶解度， ml/mol 壓力 溶解度， ml/mol KPa 278K 283K 293K KPa 278K 283K 293K 20 45 33 20 66． 7 240 178 101 26． 7 60 46 29 80 294 134 40 105 76 49 93． 3 170 53． 3 162 120 74 101． 3 195 表 環(huán)氧乙烷 水體系汽 液平衡數(shù)據(jù)（ ） 溫度 K 環(huán)氧乙烷， %（摩爾） 溫度 K 環(huán)氧乙烷， %（摩爾） 液相 汽相 液相 汽 相 373． 1 0 0 289． 5 21． 0 98． 16 323． 1 4． 0 86． 00 273． 1 43． 2 98． 53 310． 7 6． 5 93． 7 285． 1 87． 5 98． 88 304． 6 8． 2 95． 95 284． 6 95． 1 79． 27 304． 1 9． 5 96． 48 283． 5 100． 0 100． 0 環(huán)氧乙烷生產(chǎn)方法概述 [10] 工業(yè)上生產(chǎn)環(huán)氧乙烷有兩種生產(chǎn)方法：氯醇法和直接氧化法。培養(yǎng)學(xué)生綜合運 用各方面的知識與技能解決實際工程問題的創(chuàng)新能力。 環(huán)氧乙烷是乙烯工業(yè)衍生物中僅次于聚乙烯而占第二位的重要有機化工產(chǎn) 品。但生產(chǎn)成本高 [生產(chǎn) 1t（產(chǎn)品）， 需消耗 （乙烯）、 2t（氯氣）和 2t（石灰） ]，產(chǎn)品只能用來生產(chǎn)表面活性 化 工工藝課程設(shè)計 8 劑。純氧直接氧化技術(shù)的優(yōu)點是由排放氣體帶 走的乙烯量比空氣法少，乙烯的消耗定額比空氣法小，設(shè)備和管道比空氣法 少。 2. 直接氧化法 主反應(yīng)為： ) ( / 3 . 105 2 2 2 2 2 2 2 2 J OCH CH O CH CH （ 1） 副反應(yīng)有： ) ( / 5 . 1320 2 2 3 2 2 2 2 2 2 2 （ 2） O H CO O OCH CH 2 2 2 2 2 2 2 2 1 （ 3） CHO CH O CH CH 3 2 2 2 2 1 （ 4） O CH O CH CH 2 2 2 2 （ 5） CHO CH OCH CH 3 2 2 （ 6） 在實際生產(chǎn)條件下，乙醛很快被氧化生成 CO 2 和水： O H CO O CHO CH 2 2 2 3 （ 7） 因此所得反應(yīng)產(chǎn)物主要是環(huán)氧乙烷、二氧化碳和水，生成的乙醛量小于環(huán) 氧乙烷量的 %，生成的甲醛量則更少。經(jīng)堿洗后的空 氣 在塔上部用清水洗去夾帶的堿沫，然后在混合器中與來自第一吸收塔頂來的 循環(huán)氣混合，再在另一個混合器中與原料乙烯混合，經(jīng)循環(huán)壓縮機壓縮至 左右，再經(jīng)熱交換器與反應(yīng)器氣熱交換后，溫度升至 230℃ ，然后進(jìn)入 第二反應(yīng)器。為最大限度的利用乙烯，采用降低空速（ 3500h 1 ）的辦法，乙 烯轉(zhuǎn)化率約為 60%，選擇性約 60%，即單程收率為 36%，反應(yīng)氣經(jīng)換熱降溫后 進(jìn)入第二吸收塔，用 W（乙二醇） =7%的水吸收環(huán)癢乙烷，塔釜液約為 W（環(huán) 氧乙烷） =%，與第一吸收塔釜液合并。蒸餾過程常采用板式塔，氣體以鼓泡或噴射形式穿過板上的液層，進(jìn)行傳 質(zhì)與傳熱。 （ 4）操作彈性 化工工藝課程設(shè)計 13 填料塔的操作彈性取決于塔內(nèi)件的設(shè)計，而板式塔的操作彈性則受到塔 板液泛，液沫夾帶及降液管能力的限 制，一般操作彈性較小。 總之，本此任務(wù)是分離環(huán)氧乙烷 —水混合 物，對于二元混合物的分離，應(yīng) 采用連續(xù)精餾流程。計算過程略，計算結(jié)果如下： D ℃ F t ℃ W t ℃ 精餾段平均溫度 m ℃ 提餾段平均溫度 2 m t ℃ 全塔平均溫度 // 2 m ℃ 平均摩爾質(zhì)量計算 塔頂平均摩爾質(zhì)量計算 由 1 D 查平衡曲線得 1 / vDm lDm 進(jìn)料板的平均摩爾質(zhì)量 由平衡關(guān)系圖得 F F 得 vFm M kg km lFm 塔底平均摩爾質(zhì)量 由圖得 W W vWm 1 / lWm 精餾段平均摩爾質(zhì)量 1 2 / vm 1 2 / lm 提餾段平均摩爾質(zhì)量 2 2 / vm 化工工藝課程設(shè)計 20 2 2 / lm 平均密度的計算 [6] 精餾段氣相平均密度由理想氣體狀態(tài)方程計算得 3 / m vm vm m P M kg m RT 提餾段氣相平均密度由理想氣體狀態(tài)方程計算得 3 / m vm vm m P M kg m RT 液相平均密度的計算 液相平均密度依下式計算，即： 1 i Lm i a 塔頂液相平均密度 的計算 由 D ℃ 得： 3 / A 3 / B 3 1 / 1 LDm 進(jìn)料板的液相平均密度 的計算 由 F ℃ 得： 3 / A 3 / B 進(jìn)料板液相的質(zhì)量分率 A a 3 1 / LFm 精餾段的液相平均密度為 3 2 / Lm 塔底的 液相密度 的計算 化工工藝課程設(shè)計 21 由 W ℃ 得： 3 / A 3 / B 塔底液相的質(zhì)量分率 A a 3 1 / LWm 提餾段的液相平均密度 3 2 / Lm 全塔液相平均密度 3 2 / Lm 液體平均表面張 力的計算 [6] 液相平均表面張力依 i i Lm 計算 塔頂液相平均表面張力計算 由 D ℃ 得 / A B / LDm 進(jìn)料板液相平均表面張力的計算 由 F ℃ 得 / A B / LFm 精餾段液相平均表面張力為 Lm 塔底液相平均表面張力的計算 由 t W =℃ 得 / A mN m B 化工工藝課程設(shè)計 22 / LWm 提餾段液相平均表面張力 Lm 全塔平均表面張力 m 液體平均粘 度的計算 [6] 液相平均粘度用 i i lm u x u lg lg 計算 塔頂液相平均粘度的計算 由 D ℃ 得 A B LDm 所以 LDm 進(jìn)料板液相平均粘度的計算 由 F ℃ 得 A B LFm 所以 LFm 精餾段液相平均粘度 Lm 塔底液相平均粘度由 W ℃ , 同理計算得 A B LWm 所以 LWm 提餾段液相平均粘度 Lm 全塔液相平均粘度 m 化工工藝課程設(shè)計 23 第五章 塔的主要工藝尺寸計算 [8] 塔徑的計算 精餾段的氣液相體積流率為 3 / 3600 3600 vm s vm VM V m s 3 / 3600 3600 Lm s Lm VM L m s 提餾段的氣液相體積流率為 3 / 3600 3600 vm s vm VM V m s 3 / 3600 3600 Lm s Lm VM L m s 板式塔的塔徑依據(jù)流量公式計算即 比較精餾段與提餾段可知，兩段塔徑可取為 一樣，即都按精餾段的標(biāo)準(zhǔn)計算。 o u 一般取在此取 ~,在此取 / 0 則 0 3600 3600 h m 0 w 故降液管底隙高度合理。 選用凹型受液盤，深度 mm h w 50 39。 1 h h h e p ，液層有效阻力 液柱 m h h L 03 . 0 06 . 0 5 . 0 5 . 0 1 2 2 0