甲基丙烯酸甲酯生产工艺毕业设计-设备选型与布置

1、精品文档目录1. 前言.11.1MMA 市场应用及前景 .11.2MMA 生产工艺 .21.2.1丙酮氢醇 (ACH) 路线 .21.2.2合成气法 .31.2.3乙烯拨基化路线 .31.2.4丙炔法 .41.2.5异丁烯法 .41.3本文 MMA 生产工艺路线的确定 .51.4化工设备选型计算中使用的软件 .71.4.1Cup-Tower 对塔设备的选型 .71.4.2智能选泵系统 .81.4.3Aspen 与 EDR 联用设计换热器.91.4.4化工设备布置图 CAD 设计 .91.5项目概况 .101.5.1项目名称 .101.5.2拟建地址 .101.5.3生产工艺 .101.5.4原

2、料及产品 .10.精品文档2.工艺流程简介及模拟 .112.1流程概述 .112.2Aspen plus 仿真模拟流程 .122.2.1MAL 合成工段的模拟 .122.2.2MMA 合成工段的模拟 .133.设备设计计算及选型 .143.1反应器的设计 .143.1.1MAL 合成反应器 (R101) 的设计 .143.1.2MMA 合成浆态床反应器(R201) 的设计 . .233.2塔设备的选型与设计 .273.2.1急冷喷淋塔简单设计计算 .273.2.2cup-Tower 对脱水塔的选型 .303.2.3cup-Tower 对吸收塔的选型 .333.2.4MMA 精馏塔设计 .363

3、.3换热器的选型 .523.3.1换热器设计选型示例（E201 的选型） . .523.3.2换热器选型结果汇总 .573.4泵的选型 .573.4.1泵的设计选型示例（ P201 的选型 ) .573.4.2泵的选型结果 .63.精品文档3.5储罐设计 .633.5.1主要储罐的设计 .633.5.2储罐设计结果一览表 .663.6膜分离的简单设计 .663.6.1膜分离工艺流程 .663.6.2膜分离器选型与设计 .673.7压缩机的选型 .693.7.1选型示例 .693.7.2压缩机选型结果 .693.8设计图 .704. 环境保护与经济核算 .704.1环境保护 .704.1.1有害

4、因素分析 .704.1.2废物的处理措施 .714.2经济核算结果 .错误 ! 未定义书签。 35. 设计结果 .755.1设备选型一览表（附后） .755.2设计图（附后） .75参考文献.76谢辞.78.精品文档前言1.1 MMA 市场应用及前景甲基丙烯酸甲酯的分子式为C5 H8O2 , 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, 主要应用于有机玻璃 ( PMMA) 的生产 , 也用于聚氯乙烯助剂 ACR 的制造以及作为第二单体应用于腈纶生

5、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 的衍生物甲基丙烯酸 -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

6、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.精品文档能合计 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 量已远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

7、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45 。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

8、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 时生成的副产氢氰酸在ACH 合成中循环使用。这一工艺称.精品文档为 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 200oC)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 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

9、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：.精品文档1.2.4 丙炔法壳牌公司开发的另一条合成MMA 的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的选择性达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丙炔一步法生产MMA 的工艺简单，投资省，产品纯度高，是目前较经济的一种M

10、MA 生产方法 7 。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MMA 工艺比 ACH 法有显著的优点。异丁烯氧化制MMA 的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 MMA 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，再氧化成酸，两者氧化动力学不同，采用相同工艺条件和催化剂得

11、不到最佳MAA 选择性；异丁烯氧化到MAL ，氧化酯化为MMA 1011 。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.精品文档应，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1-1113 。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-SI-C4BASF 法MGC 法法原料成本31.9931.9926.5229.0527.2公用工程成本4

12、.844844.555.159.63其他可变成本0.10.10.1-1.62-0.64可变成本36.0336.0331.1732.5836.19固定成本8.6915.571112.1913.8现金成本46.6252.542.1744.7749.99折旧成本9.1711.310.2311.2812.95生产成本合计55.3363.852.3956.0662.94生产成本 +10%65.0377.262.6267.3275.89投资回报注： ACH-L 法为 13.6万 tPa装置， ACH-S 法为 4.5万 tPa装置。.精品文档原料取价为丙酮586$Pt，氢氰酸 742$Pt，硫酸 53$P

13、t，异丁烯 604$Pt，氧气49$Pt，乙烯 573$Pt，甲醇 144$Pt。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MMA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M

14、TBE 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 。一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 (

15、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.精品文档算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

16、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

17、塔设备结构和工艺条件， 获得水力学计算校.精品文档核方面：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.精品文档点击 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

18、确定泵同时运行的最多 （范围： 29，默认值 5）台数，点击 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。1.4.3Aspen 与 EDR（Exchanger Design and Rating）联用设计换热器Aspen 7.0 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CAD 设计设备布置图是设备布置设计中

19、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。.精品文档3）绘制剖视图 =绘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

20、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 ）。.精品文档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MM

21、A ，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的大型工厂，中型规模的异丁烯制造MMA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，脱水塔和吸收塔的吸收剂来自于.精品文档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,N 2 及 O2，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MAL 溶液经泵输送至MMA合成反应器中，在

22、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 MA

23、L 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。.精品文档图 2-2MAL 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 合成工段模拟流程简图如图 2-3 所示。图 2-3MMA 合成工段模拟流程图.精品文档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数值项目数值颗粒密度Dp=5.

24、5 mm比表面Sp=4.61g2/g堆积密度b=0.60g/ml孔体积Vv=0.121ml/g视密度b=0.95g/ml空隙率=0.6314反应方程主反应： C4H8 + O2 C4H6O + H2O异丁烯催化氧化反应机理图 3-1异丁烯氧化机理.精品文档工艺条件使用 80（ Mo 12Bi1Fe2.0Co7.0V 0.2Cs0.1） /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： 350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

25、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 22 2=1:1.5:2:12O:O :N年工作时间7500 h空速1200-1反应温度350 oC反应选择性89.0%反应压力101 KPa空时收率100kg/m 3.精品文档表 3-3 反应器进口物料组成反应器进口Kmol/hKg/h%(mol)异丁烯86.358214845.3456水141.52352599.5859氧气188.6986088.1112氮气1132.18831816.5372.87

26、氢气4.960613100.13总量1556.7645334.22100表 3-4 反应器物料出口组成反应器出口Kmol/hKg/h%(mol)甲基丙烯醛77.895115459.7490.049836异丁烯1.64080692.061551.05E-03水239.19464309.1580.153034氧气86.665782773.2010.055448氮气1132.18831816.530.724359氢气4.960613100.13一氧化碳7.685881215.28464.92E-03二氧化碳6.908657304.04864.42E-03对苯二甲酸1.036299172.16366.

27、63E-04乙酸1.03629962.232386.63E-04.精品文档续表 3-4反应器出口Kmol/hKg/h%(mol)丙醛0.77722445.141194.97E-04总量1563.02145334.22100表 3-5相对分子质量M异丁烯甲基丙烯水氧气氮气5670183228一氧化碳二氧化碳乙酸丙醛对苯二甲酸28446058166进料混合平均相对分子质量：M inyi , inM i29.12出口混合平均相对分子质量：Moutyi , outMi29表 3-6密度名称密度 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1.3770825663.6

28、80.253.精品文档续表 3-6名称密度 临界温度临界压力临界压缩因子(kg/m 3)Tc（k ）（MPa）Zc异丁烯1.09934428.64.10.274水0.3529624404.60.262氮气0.547599132.923.4990.299氢气0.039413111一氧化碳0.5475325304.250.246二氧化碳0.860687838.85.8910.246对苯二甲酸3.382413126.23.40.289乙酸1.18024154.585.0430.288乙醛1.139761883.63.4860.201氧气0.6256304.217.3830.274混合物密度：inpM

29、 in0.569371Kg / m3ZRToutpM out0.567177Kg / m3ZRT（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，催化剂为固体，.精品文档此模型为拟均相模型。1）动力学方程KEAe RTln kln AERTlnrlnknlncIB:指前因子CIB :异丁烯浓度：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 10 和 169.7 kJ/mol ，最终得到该反应的动力学方程为：r 7.37

30、 1014 e169744RTCIB2)物料衡算式FA0 dXAB( rA)Dr 2dl4FA0：任意位置上物质的摩尔流量，kmol/hdxA：物质的转化率B：催化剂的床层堆积密度，g/mlDr ：反应器直径， m.精品文档其中反应器直径计算用公式4VD ru 0计算得 :F A 0 d XA0 .21dx / A ( r A )dl2B ( r A )Dr4代入数据积分得 : l 7 m取反应管长为 8m。3）其他设计：反应列管： 35 2反应管根数：A r4874 根20 .0344取反应管根数 4880 根。反应器壁厚的计算 :pD i2 p ：圆筒的计算， mmP：圆筒计算压力， MP

31、aD：圆筒的内径， mm.精品文档 ：钢板在该温度下的许用应力，MPa ：焊接接头系代入数据计算得：pD i2 18 . 6 mmp圆整后取壁厚 20 mm。反应器内径： 3660 mm。反应器质量选择 16MnR 为材质，其密度约为7850 kg/m3 。反应管质量 m1=vi inV i：反应管体积， m33： 反应管根数代入数据得m1=vi in=7938.95 kg筒体质量 m2=V Ri=904.6 kg封头取标准椭圆封头，内径DN=3660 mm ，厚度 =20mm，曲面高 hi=925mm，封头直边高 h=50 mm.封头质量按m3 ( D N 2 ) 2 (hi) D N2 h

32、i ( D N 2 ) 2DN2 h 785064.精品文档代入数据 m3=1323.16 kg反应器主体质量m=m1+m2+2m3=11483.87 kg附件以主体质量的0.2 倍计算，则反应器总质量m 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，采用外导流筒式的进出口结构。(2)换热介质冷却水： 101 KPa10 oC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 =2700

33、0 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 o， 出 口 流 量 为液态水进口流量，出口管径为C1 m/s100 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。.精品文档3.1.2 MMA 合成浆态床反应器（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MAL 进料质量流量（ kg/h)49

34、893.46697127451摩尔流量（ kmol/h 应条件T=70 oCP=0.3 MPa根据 Aspen 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 ）MMA7942.879.4MAL1341.419.1H2O2567142.5甲醇66894.52087.7空气48554.41681.7.精品文档(2)操作条件反应温度为：70 oC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

35、，MAL 氧化酯化制备MMA 的本征反应动力学方程可用指数形式表达如下 :rd MAL k MAL a MeOH b O2cdt式中 ：反应速率， molL-1h-1：反应速率常数A ：MAL的反应级数b : MeOH 的反应级数C : O2 的反应级数由于该反应在恒温、恒压、氧气流速不变的条件下进行的，并且 O2 在反应液中连续供应，可以认为在反应过程中O 近似为一常数。因此可以简化为：.精品文档rd MAL k MAL a MOH bdt即为：d MAL00 x)a00m)brk(CMALCMAL(CMeOHCMeOHdt式中： MAL 转化率CMAL 0： MAL 的初始浓度， mol/

36、L0CMeOH ： MeOH 的初始浓度， mol/L反应速率常数k 也可用下式表示：EaKkeRTk 0：指前因子Ea ：反应的活化能，Jmol -1：摩尔气体常数， Jmol -1k-1最终可得到：E a = 7.24 KJ / mol ， k0 = 0.1727反应速率方程为：1.391.477 .2410 3RTr 0.1627 MAL MeOH e(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：VD 2即4Vu 3600D43600u式中 V 为原料气中的体积流量，m3/h.精品文档带入相关数据可求得：4 16209D4.5m36000.28在化工生产中，处特殊要求外

37、，一般均采用圆形截面床体。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 为：p cD i5 .4 mm2 p c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

38、质量 m1=V R i=9850kg封头质量.精品文档m 2 ( D N 2 )2 (hi) D N2 hi (DN 2 )2D N2 h 785064=2118.33 kg主体质量 m=m1+2m2=14086.66 kg附件取主体质量的0.2 倍，则反应器总质量m 总 =16903.99 kg3.2 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

39、plus 模拟得到其气体的体积流量为V g=79929.625 m3 h-1,取装载系数为 =0.75，则得到塔设备的容积为 V=895m3；根据空塔气 ? 速计算公式及经验得，塔径D=3.6 m ；则由得，塔筒体高度为H=22m；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)500 800900 220022004000.精品文档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

40、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，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 m3/h压力（ atm） 起 始 温 度工艺软水夹套及蛇管3750115循环工艺水塔顶喷淋1000115脱水塔底部水中上段喷淋6225.51.268.7换热情况据比热容公式Q KS tmWcCpc(t 1t 2)设定从反映器中出来的物流的温度从T1=350o2oC 的热量被用C 降至 T

41、 =180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=2724.3696kw ，工艺用水量 Wc=3750 kg/h ，水量进口温度为t1=15 oC，出口温度为 t2=103.5.精品文档oC；计算出平均温度差，t1t 2(350180) (103.5150tmt1ln(350 180)110.8 oClnt 2(103.5 15)总传热系数K( 以外表面积为基础 )，K1dodobdo1idiRsi didmRsoo通过查找化工原理书查找得到总传热系数K=901.5 W/(m2 o ，计算得到C)传热面积为 S=27.28 m2。由于水蒸气发生相变，考虑到15%

42、的面积裕度，得S=1.15=31.372 m2 选用 45 2.mm5 传热管（无缝钢管） ，计算得管内流速为u=0.83 m/s。换热管的总长度为 =1973 m，圆整为 2000 m。塔质量计算材质选择 16MnR ，其密度约为7850 kg/m 3。塔内径 Di=4000 mm 。塔体厚度：pc D i2 6 .2 mmp c圆整取 10 mm。塔体质量 m1=V =79862.76 kg封头质量封头取标准椭圆封头，内径DN=4000 mm，厚度 =10mm，曲面高 hi=1000.精品文档mm，封头直边高h=50 mm，材质选用 16MnR 。m 2 ( D N2 )2 ( hi) D

43、 N2 hi (DN2 )2D N2 h 785064=1376 kg塔主体质量 m=m12=82614.76 kg+2m附件取主体质量的0.2，总质量 m 总 =99137.7 kg3.2.2 cup-Tower 对脱水塔的选型脱水塔是在0.145 MPa 的条件下，将从急冷塔出来的水蒸气、MAL 、空气混合物中的水脱除。在脱水塔的上部引入了来自MMA合成反应工段的MAL 和甲醇的混合液体，来自急冷塔的MAL 、水蒸气、空气混合物与MAL 和甲醇的混合液体在塔内逆向接触，这样使得轻组分中MAL的含量增高，以使得产品产量增高，同时使得水等重组分从塔底排出，空气、MAL 、甲醇气体从塔顶排出。该

44、脱水塔选择板式浮阀塔，单溢流进行选型。Aspen plus 得出水力学数据如表3-11 所示。表 3-11脱水塔水力学数据Volume flowVolume flowDensityDensityViscosityViscositySurface tensionStageliquid fromvapor toliquid fromvapor toliquid fromvapor toliquid fromcum/hrcum/hrkg/cumkg/cumcPcPdyne/cm平均6.6967469.79965.490.720.420.01727.69.精品文档将水力学数据输入到cup-Tower

45、中进行选型，如图3-2 所示。Cup-Tower 计算出脱水塔的塔板结构参数结果如图3-3。图 3-2水力学数据输入.精品文档图 3-3脱水塔的塔板结构参数Cup-Tower 计算出脱水塔的塔板工艺参数结果如图3-4。图 3-4塔板工艺参数.精品文档塔板负荷性能图如图3-5。3-5塔板负荷性能3.2.3 cup-Tower 对吸收塔的选型吸收塔是在0.50 MPa 的条件下，将从脱水塔出来的MAL 、甲醇、空气混合物中的空气排出， 并将 MAL 和甲醇液化为液体。 在吸收塔的上部引入来自MMA合成反应工段的MAL和甲醇的混合液体，来自脱水塔的混合气体与来自MMA合成反应工段的混合液体逆向接触，

46、使得MAL和甲醇液化为液体，同时使得重组分中 MAL和甲醇的含量增高，以提高最终产品的产量。空气等气体则从塔顶排出， MAL 和甲醇混合液体从塔底排出。吸收塔选择浮阀塔， 单溢流进行选型。Aspen plus 得水力学数据如表3-12。.精品文档表 3-12吸收塔水力学数据Volume flowVolume flow DensityDensityViscosityViscositySurface tensionStageliquid fromvapor toliquid fromvapor toliquid fromvapor toliquid fromcum/hrcum/hrkg/cumkg

47、/cumcPcPdyne/cm平均6.6967469.79965.490.710.420.01627.69将水力学数据输入到cup-Tower 中，如图 3-6 所示。图 3-6水力学数据输入Cup-Tower 计算出脱水塔的塔板结构参数结果如图3-7。.精品文档Cup-Tower 计算出脱水塔的塔板工艺参数结果如图3-8。图 3-7塔板结果参数图 3-8塔板工艺参数.精品文档负荷性能图如3-9。图 3-9负荷性能图3.2.4 MMA 精馏塔设计由 Aspen 得到的全塔平均水力学数据如表3-13。表 3-13全塔平均水力学数据气相流量液相流量气相密度液相密度混合液表面VsLsVL张力 全塔平

48、均 15.865m3/s0.03m3/s2.723kg/m3821.32kg/m342.4mN/m塔径欲求出塔径应先计算出适宜空塔速度。适宜空塔速度u 一般为最大允许气速.精品文档umax 的 0.6 0.8 倍即：u（ 0.60.8） umaxu maxCVV式中 C 可由史密斯关联图查得，液气动能参数为：Ls(L120.03821.32120.033Vs)()V15.8652.723取板间距 HT=0.8 m，板上液层高度L，图中的参变量值TL=0.6-0.1h =0.1 mH-h=0.7 m。根据以上数值由图可得液相表面张力为42.4 mN/m 时的负荷系数 C20=0.15。由所给出的

49、工艺条件校正得：C C20( L )0.20.1720最大允许气速：U max CLV0.15821.32 2.723 2.6m/ sV2.723取安全系数为0.7，则适宜空塔速度为：u (安全系数) umax =1.8由下式计算塔径：4VS4 15.865D 3.35mu3.14 1.8按标准塔径尺寸圆整，取D = 3800 mm；实际塔截面积：AT0.785 D 20.7853.8211 .3m2.精品文档实际空塔速度：vS15.865u1.67 m / sAT11 .3安全系数：u1.67,umax0.64 m / s2.6在 0.6 0.8 范围间，合适。溢流装置选用单流型降液管，不设

50、进口堰。1）降液管尺寸取 溢流 堰长l w=0.7D ，即lw /D=0.7 ， 由弓 形降液管的结构参数图查得：A f/A T=0.09,W d/D=0.15因此：弓形降液管所占面积:A f =0.09 11.3=1.017 m2弓形降液管宽度 :W d=0.15 3.8=0.57 m2验算液体在降液管的停留时间：Af H T1.0170.827.12sLh0.03由于停留时间5 s，合适。2）溢流堰尺寸由以上设计数据可求出：溢流堰长l w =0.7 3.8=2.66 m.精品文档采用平直堰，堰上液层高度可依下式计算，式中E 近似取 1，即2.84L s22.840.03 3600230.0

51、34 mhowE () 31.0 ()1000l w10002.66溢流堰高 :hw =hL -how=0.1-0.034=0.066 m液体由降液管流入塔板不设进口堰，并取降液管底隙处液体流速u0= 0.2 m/s；降液管底隙高度：Ls0.03h00.056ml w u02.66 0.2hwh00.0660.0560.01m0.006 m故降液管底隙高度设计合理。浮阀数及排列方式浮阀数初取阀孔动能因数F0 = 9，阀孔气速为：FO9u 05.45 m / sV2.723每层塔板上浮阀个数：Vs15 .8652438 (个）N2 u00.785 5.45 0.039 20.785 d2）浮阀的

52、排列按所设定的尺寸画出塔板，并在塔板的鼓泡区内依排列方式进行试排，确定出实际的阀孔数。已知 W d = 0.57 m ，选取无效边缘区宽区WC = 0.065 m 、破沫区宽度W S=0.1.精品文档m，由下式计算鼓泡区面积，即：A2(x r 2x2r 2sin 1 x)a180rrDWc1.9 0.0651.835m2xD(WdWs )1.9(0.570.1) 1.23m2Aa 2 (1.231.83521.2323.141.8352 sin 1 1.23 )9.5m21801.835浮阀的排列方式采用等腰三角形叉排。取同一横排的空心距t=75 mm，则等腰三角形的高度：估算排间距 :Aa9

53、.5t 0.052mna2438 0.075由于塔直径 D=3800 mm ，需采用分块式塔板四块。 取 t =0.080 m。现按 t=75mm,t=80 mm 的等腰三角形叉排方式画出浮阀排列图(附后）图 3-11，可排出阀孔数 2406 个，重新核算以下参数：阀孔气速：Vs15.8655.52( m / s)u00.7850.0392d2n24064动能因数 :F0u0v5.52 2.7239.1动能因数在912 之间，合适。塔板开孔率：.精品文档N ( d0 / D )22406( 0.039) 20.143.8开孔率在 10 14之间，合适。塔板流体力学验算1）塔板压降利用下式计算：

54、hP hchl h（ 1）干板阻力因阀孔气速uo 大于其临界阀孔气速uoc，故干板阻力计算式为hcU 02v5.345.5222.7235.342 9.810.027m2 gL821.32（ 2）板上充气液层阻力本设备分离烃化液，液相为碳氢化合物，可取充气系数0= 0.5。hl0.50.10.05m（ 3）液体表面张力造成的阻力由于采用浮阀塔板， 克服鼓泡时液体表面张力的阻力很小， 所以可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降液柱高度为所以 :hp=0.027+0.05=0.077 m则单板压降 :PfhpL g0.077821 .329 .81620 Pa2）降液管液泛校核为了防止降

55、液管液泛现象发生，要求控制降液管内清液层高度.精品文档H (H+H)。其中 :H =h +h+hddTwdpL（ 1）气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度h前面已求出， h =0.077 m。PP（ 2）液体通过降液管的压头损失（不设进口堰）Ls20.03H d 0.1530.153l w ho2.66 0.056（ 3）板上液层高度前已选定 hL =0.1 m。所以 Hd =0.077+0.0062+0.1=0.1832 m取降液管中泡沫层相对密度 =0.5,前已选定板间距20.0062 mHT =0.8 m， hw=0.066 m。则：(HT +Hw)=0.5(0.8+0.066)=0.4

56、33可见， Hd (HT+Hw)，符合防止降液管液泛要求。3）液体在降液管内停留时间应保证液体在降液管内的停留时间大于3 5s，才能使得液体所夹带气体的释出。本设计的停留时间tA f H T27.12 sLS可见，所夹带气体可以释出。4）雾沫夹带量校核依下面两式分别计算泛点率F，即.精品文档vvVs1.36 Ls ZLVsLv100%和 F1Lv100 %F1KcF Ap0.78 Kc FAT板上液体流径长度：ZLD2Wd3.820.572.66m板上液流面积：ApAT2Af11.3 2 1.017 9.266m2查得泛点负荷因数CF=0.152、物性系数 K=1.0, 将以上数据代入：15

57、.8652.7231.360.032.66821 .322.723F1100 % 72 .6%10. 1529.266VsvF1Lv100 %68.3%0.78 Kc F AT对于大塔，为避免过量雾沫夹带，应控制泛点率不超过80%。上两式计算的泛点率都在 80%以下，故可知雾沫夹带量能够满足eV 0.1kg(液 )/kg( 气 )的要求。5）严重漏液校核当阀孔的动能因数F0 低于 5 时将会发生严重漏液，前面已计出F0=9.1，可见不会发生严重漏液。塔板负荷性能图1）气体负荷下限线（漏液线）对于 F1 型重阀，因动能因数F0 5 时会发生严重漏液，故取F0=5 计算相应的气相流量 V S，mi

58、n ：.精品文档Vd2nu0.785 d2 n50.785 0.0392240658.7(m3 / s)S,min4000v2.7232）过量雾沫夹带线根据前面雾沫夹带校核可知，对于大塔，取泛点率F = 0.8，那么VS2.7231.36 LS 2.66821.322.723F100% 80%10.1529.266整理得 : 0.058VS3.62L1.127S雾沫夹带线为直线，由两点即可确定。当 LS=0 时， V S=19.4 m3/s；当 L S=0.01 时， V S=18.8 m3/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 0.0

59、06m。取 how=0.006 m，可作出液相负荷下限线。how 2.84103 1.0 (3600 Lsmin ) 2 / 30.0062.66取 E=1、代入 l w 则可求出 L S,min ：Ls,min0.0023m3 / s4）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不低于3 5 s，取 = 5s 作为液体在降液管中停留时间的下限，则：LS,maxAf H T1.017 0.83/ s)t0.163(m5.精品文档5）液泛线(HThw)hp hL hdhc hfhhLhd由此确定液泛线方程：222Ls2.843600 LSu0v+（1+0 ）hw)3 (H +hw)=

60、5.34+ 0.153E(Tl w ho1000Lw2 gL化简整理得：2VS29272 .7 L2S4727 .3L 3S3036.4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。VS与 LS 分别取值获得一条直线，数据如下表314；表 3-14Vs 和 Ls 值项目数值数值液相流量 LS / m3 / s0.060.1气相流量 VS / m3 / s47.743.8将以上五条线标绘在同一Vs Ls 直角坐标系中，画出塔板的操作负荷性能图。将设计点（ Ls， Vs）标绘在附图 3-10（附后 )，如 P 点所示，由原点 O 及 P 作操作线 OP。操作线交严重漏液