甲基丙烯酸甲酯生产工艺毕业设计设备选型与布置

1、1. 前言 0 1.1 MMA市场应用及前景. 0 1.2 MMA生产工艺 1 1.2.1 丙酮氢醇 (ACH)路线 1 1.2.2 合成气法 2 1.2.3 乙烯拨基化路线 2 1.2.4 丙炔法 3 1.2.5 异丁烯法 3 1.3 本文MMA生产工艺路线的确定 4 1.4 化工设备选型计算中使用的软件 7 1.4.1 Cup-Tower 对塔设备的选型 7 1.4.2 智能选泵系统 8 143 Aspen与EDR联用设计换热器 9 144 化工设备布置图 CAD设计 9 1.5 项目概况 10 1.5.1 项目名称 10 1.5.2 拟建地址 10 1.5.3 生产工艺 10 1.5.4

2、 原料及产品 11 2. 工艺流程简介及模拟 12 2.1 流程概述 12 2.2 Aspen plus 仿真模拟流程 13 2.2.1 MAL 合成工段的模拟 14 2.2.2 MMA 合成工段的模拟 14 3. 设备设计计算及选型 14 3.1 反应器的设计 14 3.1.1 MAL 合成反应器 (R101) 的设计 . 14 3.1.2 MMA 合成浆态床反应器 (R201) 的设计 . 错误! 未定义书签。 3.2 塔设备的选型与设计 31 3.2.1 急冷喷淋塔简单设计计算 31 3.2.2 cup-Tower对脱水塔的选型 . 35 3.2.3 cup-Tower对吸收塔的选型 .

3、 37 3.2.4 MMA 精馏塔设计 . 39 3.3 换热器的选型 59 3.3.1 换热器设计选型示例(E201的选型) 59 3.3.2 换热器选型结果汇总 63 3.4 泵的选型 63 3.4.1 泵的设计选型示例(P201的选型) 63 3.4.2 泵的选型结果 67 3.5 储罐设计 68 3.5.1 主要储罐的设计 68 3.5.2 储罐设计结果一览表 71 3.6 膜分离的简单设计 72 3.6.1 膜分离工艺流程 72 3.6.2 膜分离器选型与设计 72 3.7 压缩机的选型 74 3.7.1 选型示例 74 3.7.2 压缩机选型结果 75 3.8 设计图 76 4.

4、环境保护与经济核算 77 4.1 环境保护 77 谢辞 错误! 未定义书签。 4.1.1 有害因素分析 77 4.1.2 废物的处理措施 78 4.2 经济核算结果 错误! 未定义书签。 3 5. 设计结果 84 5.1 设备选型一览表（附后） 84 5.2 设计图（附后） 84 参考文献 85 1 前言 1.1 MMA 市场应用及前景 甲基丙烯酸甲酯的分子式为C5H8O2, 简称 MMA, 外观为无色液体 , 易挥发 , 易燃 , 溶于乙醇、乙醚、丙酮等多种有机溶剂 , 微溶于乙二醇和水。甲基丙烯酸 甲酯既是一种有机化工原料 , 又可作为一种化工产品直接应用。 作为有机化工原 料,主要应用于

5、有机玻璃（PMMA）的生产，也用于聚氯乙烯助剂 ACR勺制造以及 作为第二单体应用于腈纶生产。除此之外 , 在涂料、纺织、粘接剂等领域也得到 了广泛地应用。 作为一种化工产品 , 可直接应用于皮革、 纺织、造纸、地板抛光、 不饱和树脂改性、 甲基丙烯酸高级酯类 , 也可作为木材浸润剂、 印染助剂及塑料 的增塑剂等许多行业 1 。 近年来，国内外MMA的聚合物、型材、板材、涂料、乳液等需求增长 ，同 时MMA勺衍生物甲基丙烯酸-2-羟基乙酯（2-HEMA）、甲基丙烯酸丁酯（BMA）、 甲基丙烯酸缩水甘油酯 （ GMA） 、甲基丙烯酸 -2- 乙基已酯 （ 2-HMA） 、甲基丙烯 酸二甲胺乙酯等

6、的需求量也增加 23 。 随着MMA在世界范围内的扩张，我国 MMA市场也异常火爆，产销两旺，产品 供不应求，MMA价格一路上扬。我国 MMA市场需求年增长率达15%而且需求仍 在不断扩大， 未来几年将成为仅次于美国和日本的全球第三大消费市场。 并且在 2010 年，我国甲醇行业虽有部分新建装置因不确定因素投产时间推迟，但全年 甲醇总产能预计仍可达到 3500万吨，产量大约 1500万吨，有一半产能过剩。据 了解，2010年底，国内原计划投产的甲醇在建项目共有 25个，新增年产能合计 861 万吨，意味着 2011 年全国甲醇产能将超过 4000 万吨，产能的增茂名石化年 产3万吨MMA!已远

7、远大于消费需求的增加量。另外，我国还有25个拟建或处 于规划阶段的甲醇项目，年产能合计 2440 万吨，新建、在建装置的不断投产， 将进一步加剧国内甲醇产能过剩的局面， 甲醇进料价格可能有所下滑。 众多调查 结果证明MMA具有良好的发展前景。 1.2 MMA生产工艺 1.2.1丙酮氢醇（ACH）路线 丙酮氰醇法是以丙酮和氢氰酸为原料， 在碱性催化剂存在下， 生成丙酮氰醇， 然后丙酮氰醇与硫酸反应生成甲基丙烯酰胺硫酸盐， 经水解后再与甲醇酯化， 可 得甲基丙烯酸甲酯粗品，再经精制得产品 6 。 反应式如下。 三菱气体化学公司开发了一种再循环型的ACH路线。新ACH法由丙酮与氢氰 酸反应生成丙酮氰

8、醇（ACH）,然后水合生成羟基异丁酸酰胺（HBD）。用甲醇脱氢生 成的甲酸甲酯和HBD反应生成羟基异丁酸甲酯（HBM）,再将生成物脱水得到 MMA 合成HBM寸生成的副产氢氰酸在 ACH合成中循环使用。这一工艺称为MGC（R-HNC） 路线,日本已建有一套工业化装置。 反应式如下： 1.2.2 合成气法 新工艺第步由乙烯和合成气生产丙酸, 使用均相碘钼催化剂进行加氢甲酰 化，反应在低温（150 C200C）和低压37MPa下进行。第二步由丙酸与甲醛反 应生产甲基丙烯酸, 使用硅酸铌双功能催化剂。 第三步以甲醇酯化反应生成甲基 丙烯酸甲酯,该工艺与其它工艺比较具有较强的竞争优势 7。 1.2.3

9、 乙烯拨基化路线 该路线先对乙烯进行拨基合成 （醛化）生成丙醛,再与甲醛缩合生成甲基丙烯 醛，然后再氧化、醋化生成 MMA因巴斯夫公司是首家也是唯一一家使用本路线 的公司，故该工艺也称为巴斯夫路线2这一路线的欠缺之处是生产中有中间产 物甲基丙烯醛，而甲基丙烯醛的氧化成本较高 8 。 巴斯夫路线的反应式如下： 1.2.4 丙炔法 壳牌公司开发的另一条合成 MMA勺新路线是使丙炔在甲醇存在下， 用一氧化 碳羰基化生产 MMA该公司利用此法现已建成 60千吨/年MMA生产装置，反应 采用了最新催化剂，使其生成 MMA勺选择性达100% 丙炔是由乙烯副产 C3馏 分经MIBK或DMF萃取蒸馏分离得到的

10、丙炔一步法生产MMA勺工艺简单，投资 省，产品纯度高，是目前较经济的一种MMA生产方法。 1.2.5 异丁烯法 将异丁烯在钼催化剂存在下经空气氧化制成甲基丙烯酸， 然后与甲醇酯化可 得产品。 该法的特点是催化剂活性高， 选择性好， 寿命长， 甲基丙烯酸的收率高。 该法无污染，原料来源广泛，且成本低于丙酮氰醇法，但工艺过程较复杂。 异丁烯法制MMAE艺比ACH法有显着的优点。异丁烯氧化制MMA勺工艺引起 了许多科学家及化学公司的注意 9 。 异丁烯氧化制MM主要有三种工艺路线：异丁烯氧化到MAL再氧化到MAA 再酯化为MMA异丁烯一步氧化到 MAA再酯化为MMA这种工艺首先氧化成 对应醛，再氧化

11、成酸，两者氧化动力学不同，采用相同工艺条件和催化剂得不到 最佳MAA选择性；异丁烯氧化到 MAL氧化酯化为MMA11。 新制法以异丁烯为起始原料， 甲基丙烯醛在一工序中同时进行氧化、酯化反 应，省去甲基丙烯酸工序合成 MMA称为直接甲酯化法。此法由于合成路线缩短， 基建费用也可减少12。 1.3本文MMA生产工艺路线的确定 西方研究机构对上述MMA的主要生产工艺路线进行成本对比，以下是不同工 艺路线装置的生产成本对比情况表1-1问。 表1-1 MMA主要生产工艺路线成本对比（单位：美分P磅） 项目 ACH法 ACH-S法 I-C4 BASF法 MG（法 原料成本 31.99 31.99 26.

12、52 29.05 27.2 公用工程成本 4.84 4. 84 4.55 5.15 9.63 其他可变成本 0.1 0.1 0.1 -1.62 -0.64 可变成本 36.03 36.03 31.17 32.58 36.19 固定成本 8.69 15.57 11 12.19 13.8 现金成本 46.62 52.5 42.17 44.77 49.99 折旧成本 9.17 11.3 10.23 11.28 12.95 生产成本合计 55.33 63.8 52.39 56.06 62.94 生产成本+10% 65.03 77.2 62.62 67.32 75.89 投资回报 注：ACH-L法为13

13、.6万tPa装置，ACH-St为4.5万tPa装置。 原料取价为丙酮586$Pt，氢氰酸742$Pt，硫酸53$Pt，异丁烯604$Pt，氧 气 49$Pt，乙烯 573$Pt，甲醇 144$Pt。 MMA 在MMA的生产工艺中，异丁烯法、大规模的丙酮氰醇法和乙烯法是生产 最具竞争力的工艺。 对于丙酮氰醇法来讲，装置规模对产品成本的影响很大。甲 基丙烯腈法由于工艺复杂， 投资过高而缺乏竞争力。 我国现有的MMA装置全部采 用丙酮氰醇法工艺，装置规模小，原材料消耗高，污染重，产品成本高。在诸多 的MMA生产工艺中，丙酮氰醇法、异丁烯法、乙烯法是最具有竞争力的工艺。但 乙烯法由于国内乙烯严重供不足

14、需， 且运输和储存条件苛刻、 成本高， 同时 BASF 公司一直对转让乙烯法技术不积极等原因， 在我国并不适用。 异丁烯法装置的原 料采用MTBE裂解制得，MTBE是大宗商品，生产工艺简单成熟，国内外生产公司 较多，产量大、易采购、好运输，在工艺上很容易裂解制得异烯 14 。以异丁烯为 原料生产MMA方面充分利用了富余的 C4资源，减少了资源浪费，另一方面 又缓解了市场对于产品的的紧缺， 维持了市场的平衡发展。 异丁烯氧化法生产甲 基丙烯酸甲酯（MMA技术，与传统的丙酮氰醇法以及其他方法比较，此法具有 原料来源广泛，催化剂活性高、选择性好、寿命长，反应收率和原子利用率高， 无污染、环境友好、成

15、本低的优势，具备很强的竞争力。 中等规模装置 （4-6 万吨）的投资，异丁烯法要低于丙酮氰醇法；而丙酮氰 醇法的优势在较大规模的装置 （10 万吨以上 ）上将显现出来，其单位投资将明显 降低 114 。 由此本文选择异丁烯法制MMA路线。对异丁烯制 MMA过程进行了模拟计算 912161718 。 1.4 化工设备选型计算中使用的软件 1.4.1 Cup-Tower 对塔设备的选型 Cup-Tower 软件是一款可靠、易用、通用的塔设备水力学综合计算软件，它 将工业上常见的板式塔、 筛萃取散装填料规整和板式塔、 筛萃取散装填料规整和 板式塔、 筛萃取散装填料规整和板式塔、 筛萃取散装填料规整和

16、等多种类型的塔 内件集合在一起，是一款功能强大、综合性很强的全新软件。其借鉴了国内外相 关软件的特点，在可靠性、易用性、通用性等方面更胜一筹。 其主要功能如下： （1）可用于板式塔、筛萃取散装填料规整和的计算，可用于板式塔、筛萃 取散装填料规整和的计算，可用于板式塔、筛萃取散装填料规整和的计算，可用 于板式塔、筛萃取散装填料规整和的计算， 可用于板式塔、筛萃取散装填料规整 和的计算，具有设计和校核的功能。 2）塔板类型包括浮阀 （圆，条）、固垂直筛舌斜孔塔板类型包括浮阀 （圆， 条）、 固垂直筛舌斜孔塔板类型包括浮阀（圆，条） 、固垂直筛舌斜孔塔板类型 包括浮阀（圆，条） 、固垂直筛舌斜孔塔板

17、类型包括浮阀（圆，条） 、固垂直筛舌 斜孔筛板、泡罩穿流折挡多降液管塔以及 FRIFRIFRI 系列塔板。 （3）塔板的溢流形式包括单、双四，可以实现布置。 （4）校核方面：能够根据已知的塔设备结构和工艺条件，获得水力学计算 校核方面：能够根据已知的塔设备结构和工艺条件，获得水力学计算校核方面： 能够根据已知的塔设备结构和工艺条件， 获得水力学计算结果， 给出最终的负荷 性能图。 1.4.2 智能选泵系统 智能选泵系统首先进入如图 1-1 功能选择窗体。 图 1-1 智能选泵功能选择窗体 点击选泵 按钮进入优化选泵功能区， 显示泵选择窗体。 泵选择窗体中有泵 类型和技术参数两大区域， 使用者首

18、先要根据自己的需要用鼠标选中一种或几种 泵类型；然后在技术参数区域中输入所需泵的流量（单位：L/s）和扬程（单位：m）, 输入一个选泵精度值（范围：50100，默认值 90，数值越大精度越高） ，并确定 泵同时运行的最多（范围： 29，默认值 5）台数，点击 开始搜索 按钮开始选 泵。系统将符合条件的泵全部选出， 并根据优化选泵原则按优先选择的顺序排列 在该窗体的表中。 使用者用鼠标点击自己选中的泵型号， 可显示该泵的特性工作 曲线、安装尺寸图、技术参数和外形图等信息。 1.4.3 Aspen 与 EDR（Exchanger Design and Rating）联用设计换热器 Aspen 7.

19、0 以后版本已经实现了 Aspen和EDR的接口。Aspen Plus可以在 流程模拟工艺计算之后直接无缝集成， 转入设备设计计算， 对换热器进行设计计 算。 1.4.4化工设备布置图CADS计 设备布置图是设备布置设计中的主要图样， 在初步设计阶段和施工图设计阶 段都要进行绘制。 设置布置图是按正投影原理绘制的， 图样一般包括如下几方面 内容： （1）考虑设备布置图的视配置，采用一组视图表示厂房建筑的基本结构和 设备珀厂房内外的布置情况。 确定图样幅面，注意选择适宜的模板图同时选定 绘图比例。通常采用 1：50和 1：100 （2）绘制平面图：从底层平面起逐个绘制。 （ 3）绘制剖视图 =绘

20、制步骤与平面图大致相同，逐个画出剖视图。 （4）绘制方位标。 （5）说明与附注是对设备安崧布置有特辣要求的说明。对设备一览表进行 绘制，列表填写设备位号、名称等。最后制作标题栏，注写图名、图号、比例、 设计阶段等可使用模板图。 1.5 项目概况 1.5.1 项目名称 年产 6 万吨甲基丙烯酸甲酯项目 1.5.2 拟建地址 山东省滨州市 1.5.3 生产工艺 本工艺主要分为甲基丙烯醛（MAL合成工段和甲基丙烯酸甲酯（MMA合成 工段 MMA的合成工艺采用异丁烯氧化酯化法合成工艺，该工艺方法具有工艺流程 简单，产品纯度和收率高，甲醇回收利用率高，副产物少，不造成环境污染等优 点。 1.5.4 原料

21、及产品 本项目主要原料为异丁烯，辅助原料为甲醇、氢气、甲基丙烯醛（MAL等 物质，生产聚合级（ 99.9）甲基丙烯酸甲酯（ MMA。 2工艺流程简介及模拟 2.1流程概述 图2-1 总流程简图 物料流程图（PFD）附后。 该工艺采用异丁烯氧化法制取 MMA工艺流程简洁，转化率高，选择性好, 较之西欧采用的ACH法制造MMA勺大型工厂，中型规模的异丁烯制造 MM;工厂具 有对环境压力小，绿色环保等优越性。 异丁烯与外加N2,O2及低压水蒸气混合后加热送至 MAL合成反应器中，异丁 烯被催化氧化合成 MAL反应后的气体经急冷喷淋塔，脱水塔和吸收塔，其中脱 水塔底部的水返回至急冷喷淋塔中循环使用，脱

22、水塔和吸收塔的吸收剂来自于 MMA合成未反应的甲醇溶液，吸收塔塔顶为多余的未反应的异丁烯,N2及Q,还 有以少部分氧化反应生成的气体杂质，一同排入到火炬系统处理。 吸收塔塔底为含有甲醇的 MALL容液经泵输送至 MMA合成反应器中，在催化剂 和空气作用下进行酯化反应生成 MMA和少量的气体杂质，其中气体杂质同未反应 的空气送至火炬系统中。MMA合成反应器底部出来的液体送至精馏塔中，用作为 萃取剂，塔顶得到含有甲醇及未反应的少量MMA返回至脱水塔，吸收塔及 MMA 合成反应器中进行循环使用。塔底得到的MMA和水经换热冷却后通过静置相分 后，下面的水经处理后循环返回至精馏塔中， 上面的甲基丙烯酸甲

23、酯经高压泵送 至膜分离装置，脱除水分后，得到产物 MMA其纯度达到聚合级要求。 2.2 Aspen plus 仿真模拟流程 在整个设计过程中，采用 Aspen Plus 对整个工艺流程进行了计算，将整个 工艺流程分为工段分别模拟 2.2.1 MAL 合成工段的模拟 MAL合成工段工段主要包括 MAL反应器、喷淋塔、脱水塔、吸收塔等主体 设备。MAL合成工段模拟流程简图如图 2-2所示. 详细模拟过程见同组崔法政的工艺流程模拟。 图 2-2 MAL 合成工段模拟流程图 2.2.2 MMA 合成工段的模拟 MMA合成工段工段主要包括 MAL合成反应器、精馏塔、相分离储罐、膜分离 等主体设备。MMA

24、合成工段模拟流程简图如图 2-3所示。 图2-3 MMA合成工段模拟流程图 3 设备设计计算及选型 3.1 反应器的设计 3.1.1 MAL 合成反应器 (R101) 的设计 表3-1催化剂物性参数 项目 颗粒密度 堆积密度 数值 Dp=5.5 mm P b=0.60g/ml 项目 比表面 孔体积 数值 2 Sp=4.61g /g Vv=0.121ml/g 视密度 P b=0.95g/ml 空隙率 =0.6314 反应方程 王反应：GH8 + O2 f C4H6O + H2O 异丁烯催化氧化反应机理 图3-1异丁烯氧化机理 工艺条件 使用80( Mo2Bi1Fe2.oCo.oV0.2Cs.i)

25、/20Si复合氧化物为催化剂，异丁烯为气 相。 选择氧化合成甲基丙烯醛的主要工艺条件为： 反应温度：350C 反应压力：常压 空间速度：1200-1800h-1 原料气组成比例：异丁烯：水：氧气：氮气=1:1.5:2:12 （摩尔比） 反应器计算 （1）设计选材 考虑到使用温度、耐酸、许用压力、价格、供货情况及材料的焊接性能等, 在设计中选取16MnR （2）基本物性参数 表3-2 设计数据和工作参数 项目 数值 项目 数值 甲基丙烯酸甲酯年产量 6万吨 原料配比 IB:H O:O:N =1:1.5:2:1 年工作时间 7500 h 空速 12001 反应温度 350 C 反应选择性 89.0

26、% 3 反应压力 101 KPa 空时收率 100kg/m3 表3-3反应器进口物料组成 反应器进口Kmol/hKg/h%(mol) 异丁烯 86.35821 4845.345 6 水 141.5235 2599.585 9 氧气 188.698 6088.11 12 氮气 1132.188 31816.53 72.87 氢气 4.960613 10 0.13 总量 1556.76 45334.22 100 表3-4反应器物料出口组成 反应器出口 Kmol/h Kg/h %(mol) 甲基丙烯醛 77.89511 5459.749 0.049836 异丁烯 1.640806 92.06155

27、1.05E-03 水 239.1946 4309.158 0.153034 氧气 86.66578 2773.201 0.055448 氮气 1132.188 31816.53 0.724359 氢气 4.960613 10 0.13 一氧化碳 7.685881 215.2846 4.92E-03 二氧化碳 6.908657 304.0486 4.42E-03 对苯一甲酸 1.036299 172.1636 6.63E-04 乙酸1.03629962.232386.63E-04 续表3-4 反应器出口Kmol/hKg/h%(mol) 丙醛0.77722445.141194.97E-04 总量1

28、563.02145334.22100 表3-5 相对分子质量M 异丁烯 甲基丙烯 水 氧气 氮气 56 70 18 32 28 一氧化碳 28 二氧化碳 44 乙酸 60 丙醛 58 对苯二甲酸 166 进料混合平均相对分子质量: 出口混合平均相对分子质量: 表3-6 密度 名称 密度p 临界温度 临界压力 临界压缩因子 (kg/m 3) Tc (k) (MPa Zc 甲基丙烯醛 1.377082 566 3.68 0.253 续表3-6 名称 密度p 临界温度 临界压力 临界压缩因子 (kg/m 3) Tc（ k） (MPa Zc 异丁烯 1.09934 428.6 4.1 0.274 水

29、0.352962 440 4.6 0.262 氮气 0.547599 132.92 3.499 0.299 氢气 0.039413 1 1 1 一氧化碳 0.547532 530 4.25 0.246 二氧化碳 0.860687 838.8 5.891 0.246 对苯二甲酸 3.382413 126.2 3.4 0.289 乙酸 1.18024 154.58 5.043 0.288 乙醛 1.139761 883.6 3.486 0.201 氧气 0.6256 304.21 7.383 0.274 混合物密度： (3) 反应器的数学计算 此反应选用固定床列管式反应器，反应物、产物均为气体，催

30、化剂为固体, 此模型为拟均相模型。 1) 动力学方程 A :指前因子 CIB : 异丁烯浓度 E ：反应活化能 以 1/T 为横坐标， lnk 为纵坐标作图，则直线的截距为lnA ，斜率为 -E/R， 计算即可得反应指前因子 A和反应活化能E。根据以上方法得到的反应指前因子 和反应活化能分别为 7.37 X 10和169.7 kJ/mol，最终得到该反应的动力学方程 为： 2）物料衡算式 FA0 ：任意位置上物质的摩尔流量，kmol/h dxA ：物质的转化率 P b ：催化剂的床层堆积密度，g/ml Dr ：反应器直径， m 其中反应器直径计算用公式 计算得 : 代入数据积分得 : l 7m

31、 取反应管长为 8m。 3) 其他设计： 反应列管： 35 X 2 反应管根数： 取反应管根数 4880根。 反应器壁厚的计算 : S :圆筒的计算，mm P ：圆筒计算压力， MPa D ：圆筒的内径， mm MPa (T ：钢板在该温度下的许用应力, ：焊接接头系 代入数据计算得： 圆整后取壁厚 20 mm。 反应器内径： 3660 mm。 反应器质量 选择16MnF为材质，其密度约为 7850 kg/m 反应管质量 m=Vi p in Vi ：反应管体积， m3 p i ： 材质密度， kg/m3 n ： 反应管根数 代入数据得 m1=Vip i n=7938.95 kg 筒体质量 m2

32、=VRp i=904.6 kg DN2h 7850 采用外导流筒式 封头取标准椭圆封头，内径 DN=3660mm厚度$ =20 mm曲面高hi=925 mm 圭寸头直边高h=50 mm. 封头质量按 m3 (Dn 2 )2(hi ) DN2hi -( Dn 2 )2 64 代入数据03=1323.16 kg 反应器主体质量m=n+m+2m=11483.87 kg 附件以主体质量的0.2倍计算， 则反应器总质量 口总=13780.64 kg 壳程换热设计 (1) 换热介质进出口结构 为了降低入口流体的横向流速，消除流体诱发的管子振动， (2) 换热介质 的进出口结构。 冷却水： 101 KPa

33、10oC 液态水 Cp =4.184 KJ/(kg K) 饱和水蒸气潜热 r=2051.0 KJ/kg 采用 Aspen Plus 模拟软件对该反应器进行换热模拟，通过不断优化，最终 得到 G H 2 O,out =27000 kg/h ，冷却水进口的质量流量为 G H 2 O,in =27000 kg/h 。 取液态水的进口流速为 1m/s，进口管口直径为100 mm换热介 质出口的温度为85 C,出口流量为液态水进口流量1 m/s，出口 管径为 100 mm。 (3) 折流板型式 由于反应器中间不排管，选用环盘型折流板。折流板间距为1 m。板厚10 mm。 3.1.2 MMA合成浆态床反应

34、器(R201)的设计 反应器操作条件 （1）进出口物料组成 MMA合成反应器物料主要组成如表 3-7所示。 表3-7 反应器进口物料组成 空气进料 甲醇进料 MALI 料 质量流量（kg/h） 49893.46 69712 7451 摩尔流量（kmol/h ） 1727 2174 107 反应条件 T=70 oC P=0.3 MPa 根据 Aspe n plus 模拟结果可知反应器出口物料组成如表 3-8所示 表3-8 出口物料组成 物质 质量流量（kg/h） 摩尔流量（kmol/h） MMA 7942.8 79.4 MAL 1341.4 19.1 H2O 2567 142.5 甲醇 6689

35、4.5 2087.7 空气 48554.4 1681.7 (2)操作条件 反应温度为：70 C 醇醛质量比为：10 : 1 压力为 ：0.3 MPa 反应器结构设计 (1)反应的动力学方程： 甲基丙烯醛氧化酯化制备甲基丙烯酸甲酷的反应方程式如下 由此可知，MAL氧化酯化制备MMA勺本征反应动力学方程可用指数形式表达 如下: 式中 ： r :反应速率，mol L -1 h-1 K:反应速率常数 A： MAL 勺反应级数 b : MeOH的反应级数 C : O2 勺反应级数 O2 在反应 由于该反应在恒温、恒压、氧气流速不变的条件下进行的，并且 液中连续供应，可以认为在反应过程中 O 近似为一常数

36、。 因此可以简化为: 即为: 式中 :MAL转化率 Cmal0 : MAL的初始浓度，mol/L CMeOH0: MeOH的初始浓度，mol/L 反应速率常数k也可用下式表示: ko :指前因子 Ea :反应的活化能，J mol -1 R :摩尔气体常数，J mol -1k-1 ，k 0 = 0.1727 最终可得到：E a = 7.24 KJ / mol 反应速率方程为： (2)床径的确定 床径可按气体处理量和操作速度由流量方程计算求得: D u 3600 :4V 丫 3600 u 4 式中 V 为原料气中的体积流量， m3/h 带入相关数据可求得： 在化工生产中，处特殊要求外，一般均采用圆

37、形截面床体。 一般而言，采用夹套形式的反应器内套管与外壳的直径比 0.7-0.9 之间较为 合适。 因此浆态床床径为 D=4.5 m ，反应器外径为 D=5 m 反应器质量 选材16MnR其密度约为 7850 kg/m 3。 反应器壁厚计算 该反应器筒体选材为16MnR根据反应条件，利用壁厚公式，求得壁 厚S为： 圆整去 10 mm。 封头设计 本反应器选择标准椭圆形封头，取其形状系数K=1，则D/2hi=2。外径Do为 5000 mm，则其圆边高度为hi=1250 mm。壁厚即为反应器壁厚 10 mm，直边高度 为50 mm材质选用16MnR 筒体质量m=Vp i=9850 kg 圭寸头质量

38、 m2 (Dn 2 )2(hi ) DN2hi(Dn 2 )2 DN2h 7850 64 =2118.33 kg 主体质量 m=n+2m=14086.66 kg 附件取主体质量的0.2倍， 则反应器总质量 口总=16903.99 kg 3.2塔设备的选型与设计 3.2.1急冷喷淋塔简单设计计算 主体尺寸的计算 根据本工艺的操作特点，考虑到容器直径较大，气体介质温度较高及压力较 低，常采用整体夹套的分段式夹套形式，这样不仅能提高传热介质的流速，改善 传热效果，而且还能提高筒体受外压的稳定性和刚度。 选择停留时间为t=30s ;则根据Aspen plus模拟得到其气体的体积流量为 Vg=79929

39、.625 m3 h-1,取装载系数为则由得，塔筒体高度为 H=22 m;采用标准椭圆形封头。 夹套直径与筒体直径的关系由查找化工工艺设计手册如表3-9所示 表3-9夹套直径与筒体直径的关系 项目数值数值数值 Di(mm)500800900220022004000 Dj(mm)Di+50Di+100Di+200 通过表可知筒体的夹套至筒体的间距为200 mm。 喷淋水用量情况 冷却水采用循环方式，考虑到防止设备因结垢导致堵塞，影响传热效果，筒 体和夹套的用水为工艺软水， 与高温气体间接换热；而其中有一部分水为直接进 行喷淋降温除杂，这部分水分为两个进水，其中一个为来自循环工艺水在塔顶进 行喷冷，

40、还有一个来自脱水塔底部的水在在塔的中上段进行喷淋降温。各个用水 操作参数详见表3-10所示。 表3-10急冷喷淋塔的用水操作参数数据表 来源 用水途径 数值m/h 压力（atm） 起始温度 工艺软水 夹套及蛇管 3750 1 15 循环工艺水 塔顶喷淋 1000 1 15 脱水塔底部水 中上段喷淋 6225.5 T2 6877 换热情况 据比热容公式 设定从反映器中出来的物流的温度从=350 C降至T2=180 C的热量被用于 工艺软水的加热，根据 Aspen plus 导出物流传热数据得到热负Q=2724.3696 kw,工艺用水量 Wc=3750kg/h，水量进口温度为 =15 oC，出口

41、温度为t2=103.5 oC;计算出平均温度差, xt1 t2(350 180) (1035 150 一cc o 怙|t1| (350 180)1 108 OC ln t2ln (103.5 15) 总传热系数 K（以外表面积为基础）, 通过查找化工原理书查找得到总传热系数K=901.5 W/当Ls=0.01时，V=18.8 ml/s。由这两点便可绘出 雾沫夹带线。 3）液相负荷下限线 对于平直堰，其堰上液层高度how必须要大于0.006 m。取how=0.006 m，可 作出液相负荷下限线。 取E=1、代入lw则可求出Ls,min: 4）液相负荷上限线 液体的最大流量应保证在降液管中停留时间

42、不低于35 s，取0 = 5 s作 为液体在降液管中停留时间的下限，则: 5）液泛线 由此确定液泛线方程: (HT+hw)=5.34 2 Uo + 0.153 Ls I W ho + (1+ 0) hw 2.84 1000 E(3600Ls 化简整理得: 2 22刁 Vs 9272.7Ls 4727.3LS 3036.4 在操作范围内任意取若干 Ls值，由上式可算出相应的 Vs值，结果列于下表。 表3-14 Vs和Ls值 项目 数值 数值 液相流量LS/m3/s 0.06 0.1 气相流量VS/ m3/s 47.7 43.8 将以上五条线标绘在同一VsLs直角坐标系中，画出塔板的操作负荷性能

43、图。将设计点（Ls, Vs）标绘在附图3-10 （附后），如P点所示，由原点0及P 作操作线OR操作线交严重漏液线（1）于点A。分别从图中A、B两点读得气相流 量的下限Vmin及上限Vmax可求得该塔的操作弹性。 操作弹性：k Vs.m竺182.1 Vs.min 8.7 塔的有效高度： Z=（ N-2）XH t=50X 0.8=40m 设计结果 现将以上精馏塔设计计算结果列于下表3-15。 表3-15 浮阀塔板工艺设计计算结果表 序号 项目 符号 单位 计算结果 1 液相密度 p l Kg/m3 821.32 2 气相温度 P v Kg/m3 2.723 3 气相流里 Vs m/s 15.86

44、5 4 液相流里 Ls m/s 0.03 5 实际塔板数 Np 块 50 6 塔的有效高度 Z m 40 7 塔径 D m 3.8 8 板间距 H m 0.8 9 塔板溢流形式 单流型 10 空塔气速 u m/s 1.67 11 溢流管形式 弓形 12 溢流堰长度 Lw m 2.66 13 溢流堰咼度 hw m 0.066 14 板上液层咼度 hL m 0.1 续表3-15 序号 项目 符号 单位 计算结果 15 安定区宽度 W m 0.1 16 开孔区到塔壁距离 W m 0.065 17 开孔区面积 Aa 2 m 9.5 18 阀孔直径 d m 0.039 19 浮阀数个 n 个 2406

45、20 阀孔气速 Uo m/s 5.45 21 阀孔动能因数 Fo 9.1 22 开孔率% 14 23 孔心距 t m 0.075 24 排间距 t， m 0.08 25 塔板压降 P kpa 0.62 26 液体在降液管内的停留时间 t s 27.2 27 底隙高度 ho m 0.056 28 泛点率 % 72.6 29 气相负荷上限 VS max m/s 18 30 气相负荷卜限 4 min m/s 8.7 31 操作弹性 2.1 辅助设备的选型 冷凝器和再沸器用软件选型，结果见换热器选型结果一览表5-1 塔主要附件设计计算 接管 1）进料管 设计采用直管进料管。有 Aspen 得体积流量，

46、 VF 104.887m3 / h ，取管内 流速 u 1.6m/ s 则管径 取进料管规格 160X 5，则管内径 d=150 mm 进料管实际流速： 2) 塔顶产品出料管 由Aspen得塔顶体积流量 V 98.842m3/h，取管内流速u 1.6m/s , 则出料管直径，可 取回流管规格 160X 5,则管内径 d=150 mm 出料管内实际流速： 3) 釜液排出管 由 Aspen 得 塔 底 釜 液流 出 流 量 Lw 15.721m3/h ， 取 管 内 流 速 uw 1.6m/s，则 可取回流管规格57X 3.5 则实际管径d=50 mm,塔底釜液实际流速: (2) 裙座 裙座高度取

47、 3.9 m 。 (3) 人孔数目 人孔直径通常为450 mm本设计选择DN500 mm人孔，其中人孔处塔板间距 为600 mn，人孔数一共4个。 塔质量计算 材质选择16MnR其密度约为 7850 kg/m 3。 塔压为3 atm，焊接系数取 =0.85，许用应力170 MP,设计内径Di=3800 mn,带入数据得壁厚 S, 圆整壁厚 10 mm。 塔体质量 m=Vp =18757.89 kg 封头质量 封头取标准椭圆封头，内径 DN=3800mm厚度 S =10mm 曲面咼 hi=950mm， 封头直边高h=50mm材质选用 16MnR封头质量采用如下公式计算： m2(Dn 2 )2(h

48、i 6 )DN2hi -(Dn 2 )2 DN2h 7850 4 带入数据得m=698.5 kg 塔主体质量 m=m+2n3=20154.89 kg 附件取主体质量的0.2 , 总质量 m总=24185.87 kg 图3-10塔板负荷性 XCI 一 图3-11塔板设计图 3.3换热器的选型 3.3.1换热器设计选型示例（E201的选型） E201是一个通过精馏塔冷凝器换热后的循环低压水蒸气把合成MMA后的循 环甲醇预热至工艺要求的反应进料温度 考虑到其温差不大，壳程压力不高且不易结垢， 故选用应用广泛的固定管板 式换热器。与其他换热器相比，固定管板式换热器操作简单、便宜，并且耗用金 属相对较少

49、。 换热器流体通道及程数的选择 由于合成MMA后的循环甲醇是被加热流体， 为了能够更好的加热，同时考虑 常压饱和水蒸气会发生相变，为了减少壳体厚度，所以让循环甲醇走管程。由于 管程数过多会导致管程流动阻力加大，动力能耗增大，同时多程会使平均温差下 降，壳程操作压力为常压，初步选定单管程。 工艺计算 提取Aspen Plus 数据如表3-16所示。 表3-16 工艺操作参数 操作参数参数 壳程 管程 介质水蒸气循环甲醇 质量流量（kg/s ） 1.8524 4.0536 进口温度（C） 103.5 64 出口温度（C） 80 70 进口压力（bar） 1.01325 1.01325 出口压力（b

50、ar） 1.0 1.0 初步选定换热器的形式后，根据任务要求利用Aspen Excha nger Desig n & Rating V8.0 进行模拟计算，模拟出来的换热器工艺参数如图3-12所示。 结构设计 利用此软件也可以对换热器进行结构设计，模拟出来的结果如图3-13所示。 图3-13 换热器结构设计 图3-12换热器工艺参数 对模拟的数据进行圆整， 并考虑到热损失等，换热面积有余量，选定换热器 的基本参数如下：公称直径为DN=500 mm换热管长度L=3.2 m,管程数N=1,壳 程数N=1，管程公称压力 Pt=0.15 MPa，壳程公称压力 Ps=0.15 MPa，换热面积 为A=3

51、2.3卅，换热管规格为 19X2.5，管子根数176根，采用正三角形排列， 中心排管数为 10。 换热器的机械设计 (1) 管板的选择 管板板用来固定换热管并起着分隔管程和壳程的作用， 这里选择固定管板兼 做法兰的管板， 根据选定的换热器公称直径及操作压力查表可得管板数据， 这里 选用其默认的管板类型为标准单管板。 (2) 传热管 利用 Aspen Exchanger Design Rating V8.0 模拟出来的传热管排列如图 3-14 所示。 图 3-14 传热管排列方式 由Aspen Excha nger Design& Rat ing V8.0里面模拟的尺寸再结合标准 GB/T104

52、7-2005管道元件进行圆整。得到壳程进出口管子规格分别是外径 273 mm,DN=253 mn及外径 60.3 mm,DN=50 mm管程进出口管子规格分别是外径 88.9 mm,DN=80 mm及外径 60.3 mm, DN=50 mm 3.3.2换热器选型结果汇总 其他的换热器采用同样的方法进行选型，换热器汇总结果如设计结果中表 5-1所示。 3.4泵的选型 3.4.1 泵的设计选型示例（P201的选型） 选择P201为例，对泵进行设计计算，此泵输送介质为液体甲醇。根据 Aspen Plus模拟得具体参数如表 3-17所示。 表3-17 泵P201输送介质参数 进料温度（C）进料压力（a

53、tm）体积流量（m3/h）出料压力（atm） 70 2.8 81.133 进出口直径 取进口液体流速ui = 3.2 m /s ，则进液管直径为: 圆整后取di = 100 mm。 此时实际流速： 取出口液体流速U2 = 4.8 m/ s ，贝U出液管直径： 圆整后取d2 = 80 m 此时实际流速： 泵所需的扬程 查得局部阻力系数，如 进料管水头损失分为局部阻力损失和沿程阻力损失， 底阀进口止回 进口闸阀进口弯管 进口锥形过 66.50.10.30.1 则进料管水头损失为 出液管水头损失也分为局部阻力损失和沿程阻力损失，查得局部损伤系数， 如表3-19所示。 表3-19 出液管局部阻力系数

54、r r |r r r |r 出口止回 6.5 出口闸阀 01 出口弯管 03 出口锥形过 01 则出水管水头损失为， 则泵所需扬程为， 考虑到余量，则设计的泵扬程为H= 1.1 H = 21.56 m。 泵的选型 此泵所需要求： 密封性能好；流量稳定；对介质具有抗腐蚀性能。综合考虑到以上几 点，利用智能选泵软件对此要求的泵进行选型，经过对比之后，选择 IX1100-80-160B 泵，具体参数如表 3-20所示。 3-15 和 3-16。 表3-20泵的具体参数 型号 额定流 总扬 汽蚀 效率 电机功 转数 数量 量 程（m 余量 (%) 率（kw） (r/mi n （L/s） （m ) IX

55、1100-80-160 22.54 22.28 2 78.02 7.5 2900 1 B 该泵的工作曲线，安装信息及安装尺寸等基本信息如下图 图3-15泵的工作曲线 3-16安装信息图 图3-17 泵的安装尺寸 342泵的选型结果 5-2 其他泵的选型与计算方法类似，泵的汇总结果一览表如设计结果中表 （附后）所示。 3.5 储罐设计 3.5.1 主要储罐的设计 原料 C4 储罐 设计原料C4在储罐中的储存时间为 T=2 d，流量Qv=8.0944 m3 h-1,储存的 安全系数为 & =0.8 所需体积 V=Qv T/ & =8.0944 X 2X 24/0.8=485.644 吊，选用 球形

56、储罐，直径 =12000 mm,公称容积为500卅,数量为2个，设计压力P=0.85 MPa设计温度25 C。 探MAL合成原料混合缓冲储罐 设计MAL合成原料在储罐中的停留时间为T=5 s,流量Qv=72244.149 h-1， 储存的安全系数为& =0.85，所需体积V=QvT/ & =211.24 m，选用立式椭圆形 固定顶封头储罐，直径=6550 mm,公称容积220 m3，数量为1个，设计压力 P=0.12 MPa，设计温度 50 C。 相分离储罐 设计精馏塔塔底馏出物在储罐中的储存时间为 T=30 min ，流量 Qv=13.799 mbh-1, 储存的安全系数为 =0.8 , 所

57、需体积 V=Qv T/ =13.799 X 0.5/0.8=8.624m 3,选用立式椭圆形封头储罐， 直径 =1800 mm公称容积10 m3,数量为2个，设计压力P=0.35 MPa,设计温度55 皿皿合成甲醇原料储罐 设计甲醇在储罐中的储存时间为T=2d,流量Q=4.956 m3 h-1，储存的安全 系数为 =0.8所需体积 V=QT/ =4.956 X 2X 24/0.8=297.36m，选用立式内 浮顶封头储罐，直径 =6500 mm,公称容积为320 m3，数量为1个，设计压力 P=0.12 MPa,设计温度 25 C。 循环甲醇分离缓冲储罐 设计精馏塔塔顶产物循环甲醇在储罐中的储

58、存T=30 min, Qv=93.227mi h-1, 储存的安全系数为 =0.8，所需体积 V=Qv T/ =93.227 X 0.5/0.8=58.267m3, 选用卧式椭圆形封头储罐，直径=2400 mm, L=14376 mm,公称容积为63 m3 , 数量为 1 个 设计压力 P=0.35 MPa 设计温度 65 oC 循环甲醇混合缓冲储罐 设计循环甲醇在储罐中的储存时间为T=15 min，流量Qv=92.095 m3 h-1, 储存的安全系数为 & =0.8，所需体积 V=QvT/ & =29.133 m3，选用立式椭圆形 封头储罐，直径 =2400 mm公称容积为32卅，数量为1

59、个，设计压力P=0.35 MPa设计温度65 C。 循环水储罐 设计循环水在储罐中的储存时间为 T=30 min，流量Qv= 5.082 m 3 h-1，储 存的安全系数为 & =0.8，所需体积 V=Qv T/ =5.082 X 0.5/0.8=3.176 m3，选 用立式椭圆形封头储罐，直径 =1200mn公称容积为4卅，数量为1个，设计压 力P=0.35 MPa,设计温度 55 C。 产品 MMA 储罐 设计产品MMA在储罐中的储存时间为 T=3 d，流量Qv=8.704 m3 h-1，储存 3 的安全系数为 & =0.8，所需体积 V=Qv T/ =8.704 X 3X 24/0.8=

60、783.36 m，选 用球形储罐，直径=12300 mm公称容积为1000应 数量为1个，设计压力P=0.25 MPa设计温度25 C。 精馏塔塔顶回流缓冲罐 设 计 精 馏 塔 塔 顶 馏 出 物 在 储 罐中 的 储 存时 间 T=3 min ， 流 量 Qv=171.115m h-1 储存的安全系数为 & =0.8，所需体积 V=Qv T/ & =64.168 m3 选用卧式椭圆形封头储罐，直径=3000 mm公称容积为65 m3,数量为1个， 设计压力P=0.35 MPa,设计温度75 C。 吸收塔塔顶回流缓冲罐 设计吸收塔塔顶馏出物在储罐中的储存时间T=0.5 min,其中Qvg=5