甲基丙烯酸甲酯生产工艺毕业设计设备选型与布置模板

年4月19日甲基丙烯酸甲酯生产工艺毕业设计设备选型与布置文档仅供参考目录TOC\o"1-4"\h\z\u50641.前言 130931.1MMA市场应用及前景 128061.2MMA生产工艺 2264701.2.1丙酮氢醇(ACH)路线 2219001.2.2合成气法 352931.2.3乙烯拨基化路线 3160621.2.4丙炔法 4157701.2.5异丁烯法 4285581.3本文MMA生产工艺路线的确定 574371.4化工设备选型计算中使用的软件 775991.4.1Cup-Tower对塔设备的选型 7181381.4.2智能选泵系统 8140321.4.3Aspen与EDR联用设计换热器 978051.4.4化工设备布置图CAD设计 948591.5项目概况 10318451.5.1项目名称 10202621.5.2拟建地址 10160811.5.3生产工艺 10146451.5.4原料及产品 10108292.工艺流程简介及模拟 11166192.1流程概述 11243962.2Aspenplus仿真模拟流程 12157872.2.1MAL合成工段的模拟 1254992.2.2MMA合成工段的模拟 1358753.设备设计计算及选型 1447993.1反应器的设计 1435733.1.1MAL合成反应器(R101)的设计 14171403.1.2MMA合成浆态床反应器(R201)的设计 2363363.2塔设备的选型与设计 27161133.2.1急冷喷淋塔简单设计计算 279743.2.2cup-Tower对脱水塔的选型 30174993.2.3cup-Tower对吸收塔的选型 33299453.2.4MMA精馏塔设计 36279713.3换热器的选型 528033.3.1换热器设计选型示例（E201的选型） 52117023.3.2换热器选型结果汇总 57286953.4泵的选型 5737323.4.1泵的设计选型示例（P201的选型) 57159783.4.2泵的选型结果 6362613.5储罐设计 63274903.5.1主要储罐的设计 63139233.5.2储罐设计结果一览表 6654293.6膜分离的简单设计 66224483.6.1膜分离工艺流程 66225563.6.2膜分离器选型与设计 6744033.7压缩机的选型 69166473.7.1选型示例 69168163.7.2压缩机选型结果 69273883.8设计图 7067084.环境保护与经济核算 70175104.1环境保护 70129774.1.1有害因素分析 7091824.1.2废物的处理措施 71215354.2经济核算结果 73205295.设计结果 75114945.1设备选型一览表（附后） 75321845.2设计图（附后） 752402参考文献 764916谢辞 781前言1.1MMA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[2][3]。随着MMA在世界范围内的扩张，中国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。中国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。而且在年，中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，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，中国还有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[4][5]。1.2MMA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3～7MPa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，是当前较经济的一种MMA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：①异丁烯氧化到MAL，再氧化到MAA，再酯化为MMA；②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不到最佳MAA选择性；③异丁烯氧化到MAL，氧化酯化为MMA[10][11]。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[1][13]。表1-1MMA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-C4BASF法MGC法原料成本31.9931.9926.5229.0527.2公用工程成本4.844．844.555.159.63其它可变成本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%投资回报65.0377.262.6267.3275.89注：ACH-L法为13.6万tPa装置，ACH-S法为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。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。中国现有的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，在中国并不适用。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。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它方法比较，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(10万吨以上)上将显现出来，其单位投资将明显降低[1][14]。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[9][12][16][17][18]。1.4化工设备选型计算中使用的软件1.4.1Cup-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，能够实现布置。（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：50~100，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：2~9，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。1.4.3Aspen与EDR（ExchangerDesignandRating）联用设计换热器Aspen7.0以后版本已经实现了Aspen和EDR的接口。AspenPlus能够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。一般采用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和水经换热冷却后经过静置相分后，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。2.2Aspenplus仿真模拟流程在整个设计过程中，采用AspenPlus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。2.2.1MAL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2-2MAL合成工段模拟流程图2.2.2MMA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3设备设计计算及选型3.1反应器的设计3.1.1MAL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=5.5mm比表面Sp=4.61g2/g堆积密度Ρb=0.60g/ml孔体积Vv=0.121ml/g视密度Ρb=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※工艺条件使用80（Mo12Bi1Fe2.0Co7.0V0.2Cs0.1）/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:H2O:O2:N2=1:1.5:2:12年工作时间7500h空速1200-1120h反应温度350oC反应选择性89.0%反应压力101KPa空时收率100kg/m3100kg/（m·h）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1.036299172.16366.63E-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1563.02145334.22100表3-5相对分子质量M异丁烯甲基丙烯醛水氧气氮气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：出口混合平均相对分子质量：表3-6密度名称密度ρ(kg/m3)临界温度Tc（k）临界压力（MPa）临界压缩因子Zc甲基丙烯醛1.3770825663.680.253续表3-6名称密度ρ(kg/m3)临界温度Tc（k）临界压力（MPa）临界压缩因子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：（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，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7.37×10和169.7kJ/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/hdxA：物质的转化率ρB：催化剂的床层堆积密度，g/mlDr：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:取反应管长为8m。3）其它设计：反应列管：φ35×2反应管根数：取反应管根数4880根。反应器壁厚的计算:δ：圆筒的计算，mmP：圆筒计算压力，MPaD：圆筒的内径，mm[σ]′：钢板在该温度下的许用应力，MPaφ：焊接接头系代入数据计算得：圆整后取壁厚20mm。反应器内径：3660mm。※反应器质量选择16MnR为材质，其密度约为7850kg/m3。反应管质量m1=viρinVi：反应管体积，m3ρi：材质密度，kg/m3n：反应管根数代入数据得m1=viρin=7938.95kg筒体质量m2=VRρi=904.6kg封头取标准椭圆封头，内径DN=3660mm，厚度δ=20mm，曲面高hi=925mm，封头直边高h=50mm.封头质量按代入数据m3=1323.16kg反应器主体质量m=m1+m2+2m3=11483.87kg附件以主体质量的0.2倍计算，则反应器总质量m总=13780.64kg※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：101KPa10oC液态水Cp=4.184KJ/(kg·K)饱和水蒸气潜热r=2051.0KJ/kg采用AspenPlus模拟软件对该反应器进行换热模拟，经过不断优化，最终得到GH2O,out=27000kg/h，冷却水进口的质量流量为GH2O,in=27000kg/h。取液态水的进口流速为1m/s，进口管口直径为100mm。换热介质出口的温度为85oC，出口流量为液态水进口流量1m/s，出口管径为100mm。(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1m。板厚10mm。3.1.2MMA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)49893.46697127451摩尔流量（kmol/h应条件T=70oCP=0.3MPa根据Aspenplus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(2)操作条件反应温度为：70oC醇醛质量比为：10：1压力为：0.3MPa※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的本征反应动力学方程可用指数形式表示如下:式中：r：反应速率，mol·L-1·h-1K：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，而且O2在反应液中连续供应，能够认为在反应过程中[O]近似为一常数。因此能够简化为：即为：式中x：MAL转化率：MAL的初始浓度，mol/L：MeOH的初始浓度，mol/L反应速率常数k也可用下式表示：k0：指前因子Ea：反应的活化能，J·mol-1R：摩尔气体常数，J·mol-1·k-1最终可得到：Ea=7.24KJ/mol，k0=0.1727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：即式中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=4.5m，反应器外径为D=5m※反应器质量选材16MnR，其密度约为7850kg/m3。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δ为：圆整去10mm。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5000mm，则其圆边高度为hi=1250mm。壁厚即为反应器壁厚10mm，直边高度为50mm。材质选用16MnR。筒体质量m1=VRρi=9850kg封头质量=2118.33kg主体质量m=m1+2m2=14086.66kg附件取主体质量的0.2倍，则反应器总质量m总=16903.99kg3.2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，这样不但能提高传热介质的流速，改进传热效果，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Aspenplus模拟得到其气体的体积流量为Vg=79929.625m3·h-1,取装载系数为ε=0.75，则得到塔设备的容积为V=895m3；根据空塔气¼速计算公式及经验得，塔径D=3.6m；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)500～800900～22002200～4000Dj(mm)Di+50Di+100Di+200经过表可知筒体的夹套至筒体的间距为200mm。※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，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用水量（kg·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设定从反映器中出来的物流的温度从T1=350oC降至T2=180oC的热量被用于工艺软水的加热，根据Aspenplus导出物流传热数据得到热负Q=2724.3696kw，工艺用水量Wc=3750kg/h，水量进口温度为t1=15oC，出口温度为t2=103.5oC；计算出平均温度差，oC总传热系数K(以外表面积为基础)，经过查找《化工原理》书查找得到总传热系数K=901.5W/(m2·oC)，计算得到传热面积为S=27.28m2。由于水蒸气发生相变，考虑到15%的面积裕度，得S=1.15×=31.372m2选用φ45×2.5mm传热管（无缝钢管），计算得管内流速为u=0.83m/s。换热管的总长度为=1973m，圆整为m。※塔质量计算材质选择16MnR，其密度约为7850kg/m3。塔内径Di=4000mm。塔体厚度：圆整取10mm。塔体质量m1=Vρ=79862.76kg封头质量封头取标准椭圆封头，内径DN=4000mm，厚度δ=10mm，曲面高hi=1000mm，封头直边高h=50mm，材质选用16MnR。=1376kg塔主体质量m=m1+2m2=82614.76kg附件取主体质量的0.2，总质量m总=99137.7kg3.2.2cup-Tower对脱水塔的选型脱水塔是在0.145MPa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。该脱水塔选择板式浮阀塔，单溢流进行选型。Aspenplus得出水力学数据如表3-11所示。表3-11脱水塔水力学数据StageVolumeflowliquidfromVolumeflowvaportoDensityliquidfromDensityvaportoViscosityliquidfromViscosityvaportoSurfacetensionliquidfromcum/hrcum/hrkg/cumkg/cumcPcPdyne/cm平均6.6967469.79965.490.720.420.01727.69将水力学数据输入到cup-Tower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塔板工艺参数塔板负荷性能图如图3-5。3-5塔板负荷性能3.2.3cup-Tower对吸收塔的选型吸收塔是在0.50MPa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，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。Aspenplus得水力学数据如表3-12。StageVolumeflowliquidfromVolumeflowvaportoDensityliquidfromDensityvaportoViscosityliquidfromViscosityvaportoSurfacetensionliquidfromcum/hrcum/hrkg/cumkg/cumcPcPdyne/cm平均6.6967469.79965.490.710.420.01627.69表3-12吸收塔水力学数据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。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塔板工艺参数负荷性能图如3-9。图3-9负荷性能图3.2.4MMA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Vs液相流量Ls气相密度ρV液相密度ρL混合液表面张力σ全塔平均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umax的0.6～0.8倍即：u＝（0.6～0.8）umax式中C可由史密斯关联图查得，液气动能参数为：

取板间距HT=0.8m，板上液层高度hL=0.1m，图中的参变量值HT-hL=0.6-0.1=0.7m。根据以上数值由图可得液相表面张力为42.4mN/m时的负荷系数C20=0.15。由所给出的工艺条件校正得：最大允许气速：取安全系数为0.7，则适宜空塔速度为：=1.8

由下式计算塔径：按标准塔径尺寸圆整，取D=3800mm；

实际塔截面积：实际空塔速度：安全系数：,在0.6～0.8范围间，合适。※溢流装置

选用单流型降液管，不设进口堰。

1）降液管尺寸取溢流堰长lw=0.7D，即lw/D=0.7，由弓形降液管的结构参数图查得：Af/AT=0.09,Wd/D=0.15

因此：弓形降液管所占面积:Af=0.09×11.3=1.017m2

弓形降液管宽度:Wd=0.15×3.8=0.57m2

验算液体在降液管的停留时间θ：由于停留时间θ＞5s，合适。

2）溢流堰尺寸由以上设计数据可求出：

溢流堰长lw=0.7×3.8=2.66m

采用平直堰，堰上液层高度可依下式计算，式中E近似取1，即溢流堰高:hw=hL-how=0.1-0.034=0.066m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=0.2m/s；降液管底隙高度：故降液管底隙高度设计合理。※浮阀数及排列方式1)浮阀数初取阀孔动能因数F0=9，阀孔气速为：每层塔板上浮阀个数：2）浮阀的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Wd=0.57m，选取无效边缘区宽区WC=0.065m、破沫区宽度WS=0.1m，由下式计算鼓泡区面积，即：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=75mm，则等腰三角形的高度：

估算排间距:由于塔直径D=3800mm，需采用分块式塔板四块。取t′=0.080m。现按t=75mm,t′=80mm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：动能因数:动能因数在9～12之间，合适。塔板开孔率：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：（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（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ε0=0.5。

（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，因此可忽略不计。这样，气流经一层，浮阀塔板的静压头降液柱高度为因此:hp=0.027+0.05=0.077m

则单板压降:

2）降液管液泛校核为了防止降液管液泛现象发生，要求控制降液管内清液层高度Hd≤φ(HT+Hw)。其中:Hd=hp+hL+hd

（1）气体经过塔板的压强降所相当的液柱高度hP前面已求出，hP=0.077m。（2）液体经过降液管的压头损失（不设进口堰）（3）板上液层高度前已选定hL=0.1m。

因此Hd=0.077+0.0062+0.1=0.1832m取降液管中泡沫层相对密度φ=0.5,前已选定板间距HT=0.8m，hw=0.066m。则：φ(HT+Hw)=0.5(0.8+0.066)=0.433可见，Hd＜φ(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。本设计的停留时间可见，所夹带气体能够释出。

4）雾沫夹带量校核依下面两式分别计算泛点率F，即和板上液体流径长度：

板上液流面积：

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：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VS，min：2）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，那么整理得:雾沫夹带线为直线，由两点即可确定。当LS=0时，VS=19.4m3/s；当LS=0.01时，VS=18.8m3/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0.006m。取how=0.006m，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不低于3～5s，取θ=5s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：φ(HT+hw)=++（1+）〖〗化简整理得：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3-14Vs和Ls值项目数值数值液相流量0.060.1气相流量47.743.8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:塔的有效高度：Z=（N-2）×HT=50×0.8=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ρlKg/m3821.322气相温度ρvKg/m32.7233气相流量Vsm3/s15.8654液相流量Lsm3/s0.035实际塔板数Np块506塔的有效高度Zm407塔径Dm3.88板间距Hm0.89塔板溢流形式单流型10空塔气速um/s1.6711溢流管形式弓形12溢流堰长度Lwm2.6613溢流堰高度hwm0.06614板上液层高度hLm0.1续表3-15序号项目符号单位计算结果15安定区宽度Wsm0.116开孔区到塔壁距离Wcm0.06517开孔区面积Aam29.518阀孔直径dm0.03919浮阀数个n个240620阀孔气速u0m/s5.4521阀孔动能因数F09.122开孔率%1423孔心距tm0.07524排间距t′m0.0825塔板压降ΔPkpa0.6226液体在降液管内的停留时间ts27.227底隙高度hom0.05628泛点率%72.629气相负荷上限Vsmaxm3/s1830气相负荷下限Vsminm3/s8.731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，，取管内流速则管径取进料管规格Φ160×5，则管内径d=150mm。进料管实际流速：2)塔顶产品出料管由Aspen得塔顶体积流量，取管内流速，则出料管直径，可取回流管规格Φ160×5，则管内径d=150mm。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，取管内流速，则可取回流管规格Φ57×3.5。则实际管径d=50mm，塔底釜液实际流速：(2)裙座裙座高度取3.9m。(3)人孔数目人孔直径一般为450mm，本设计选择DN500mm人孔，其中人孔处塔板间距为600mm，人孔数一共4个。※塔质量计算材质选择16MnR，其密度约为7850kg/m3。塔压为3atm，焊接系数取φ=0.85，许用应力170MP，设计内径Di=3800mm，带入数据得壁厚δ，圆整壁厚10mm。塔体质量m1=Vρ=18757.89kg封头质量封头取标准椭圆封头，内径DN=3800mm，厚度δ=10mm，曲面高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：带入数据得m2=698.5kg塔主体质量m=m1+2m2=4.89kg附件取主体质量的0.2， 总质量m总=24185.87kg图3-10塔板负荷性图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是一个经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。与其它换热器相比，固定管板式换热器操作简单、便宜，而且耗用金属相对较少。※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，因此让循环甲醇走管程。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AspenPlus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）1.85244.0536进口温度（oC）103.564出口温度（oC）8070进口压力（bar）1.013251.01325出口压力（bar）1.01.0初步选定换热器的形式后，根据任务要求利用AspenExchangerDesign＆RatingV8.0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能够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=500mm，换热管长度L=3.2m,管程数N=1,壳程数N=1，管程公称压力Pt=0.15MPa，壳程公称压力Ps=0.15MPa，换热面积为A=32.3m2，换热管规格为φ19×2.5，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AspenExchangerDesign＆RatingV8.0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AspenExchangerDesign＆RatingV8.0里面模拟的尺寸再结合标准GB/T1047-管道元件进行圆整。得到壳程进出口管子规格分别是外径φ273mm,DN=253mm及外径φ60.3mm,DN=50mm；管程进出口管子规格分别是外径φ88.9mm,DN=80mm及外径φ60.3mm，DN=50mm。3.3.2换热器选型结果汇总其它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AspenPlus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(oC)进料压力（atm）体积流量(m3/h)出料压力(atm)702.881.1334※进出口直径取进口液体流速u1=3.2m/s，则进液管直径为：圆整后取d1=100mm。此时实际流速：取出口液体流速u2=4.8m/s，则出液管直径：圆整后取d2=80m。此时实际流速：※泵所需的扬程进料管水头损失分为局部阻力损失和沿程阻力损失，查得局部阻力系数，如表3-18所示。表3-18进料管局部阻力系数底阀进口止回阀进口闸阀进口弯管进口锥形过度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出口止回阀出口闸阀出口弯管出口锥形过度6.50.10.30.1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=1.1H′=21.56m。※泵的选型此泵所需要求：①密封性能好；②流量稳定；③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。表3-20泵的具体参数型号额定流量（L/s）总扬程（m）汽蚀余量（m）效率（％）电机功率（kw）转数（r/min)数量IX1100-80-160B22.5422.28278.027.529001该泵的工作曲线，安装信息及安装尺寸等基本信息如下图3-15和3-16。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3.4.2泵的选型结果其它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5-2（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=2d，流量Qv=8.0944m3·h-1,储存的安全系数为ε=0.8所需体积V=Qv·T/ε=8.0944×2×24/0.8=485.644m3，选用球形储罐，直径Φ=1mm，，公称容积为500m3,数量为2个，设计压力P=0.85MPa，设计温度25oC。※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=5s，流量Qv=72244.149m3·h-1，储存的安全系数为ε=0.85，所需体积V=Qv·T/ε=211.24m，选用立式椭圆形固定顶封头储罐，直径Φ=6550mm，公称容积220m3，数量为1个，设计压力P=0.12MPa，设计温度50oC。※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=30min，流量Qv=13.799m3·h-1，储存的安全系数为ε=0.8，所需体积V=Qv·T/ε=13.799×0.5/0.8=8.624m3，选用立式椭圆形封头储罐，直径Φ=1800mm，公称容积10m3，数量为2个，设计压力P=0.35MPa，设计温度55oC。※MMA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Qv=4.956m3·h-1，储存的安全系数为ε=0.8所需体积V=Qv·T/ε=4.956×2×24/0.8=297.36m3，选用立式内浮顶封头储罐，直径Φ=6500mm，公称容积为320m3，数量为1个，设计压力P=0.12MPa，设计温度25oC。※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存T=30min，Qv=93.227m3·h-1，储存的安全系数为ε=0.8，所需体积V=Qv·T/ε=93.227×0.5/0.8=58.267m3，选用卧式椭圆形封头储罐，直径Φ=2400mm，L=14376mm，公称容积为63m3，数量为1个，设计压力P=0.35MPa，设计温度65oC。※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=15min，流量Qv=92.095m3·h-1，储存的安全系数为ε=0.8，所需体积V=Qv·T/ε=29.133m3，选用立式椭圆形封头储罐，直径Φ=2400mm，公称容积为32m3，数量为1个，设计压力P=0.35MPa，设计温度65oC。※循环水储罐设计循环水在储罐中的储存时间为T=30min，流量Qv=5.082m3·h-1，储存的安全系数为ε=0.8，所需体积V=Qv·T/ε=5.082×0.5/0.8=3.176m3，选用立式椭圆形封头储罐，直径Φ=1200mm公称容积为4m3，数量为1个，设计压力P=0.35MPa，设计温度55oC。※产品MMA储罐设计产品MMA在储罐中的储存时间为T=3d，流量Qv=8.704m3·h-1，储存的安全系数为ε=0.8，所需体积V=Qv·T/ε=8.704×3×24/0.8=783.36m3，选用球形储罐，直径Φ=12300mm，公称容积为1000m3,数量为1个，设计压力P=0.25MPa，设计温度25oC。※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=3min，流量Qv=171.115m3·h-1储存的安全系数为ε=0.8，所需体积V=Qv·T/ε=64.168m3选用卧式椭圆形封头储罐，直径Φ=3000mm，公称容积为65m3，数量为1个，设计压力P=0.35MPa，设计温度75oC。※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=0.5min，其中Qvg=5523.899m3·h-1,QvL=56.173m3·h-1,得总流量Qv=5580.072m3·h-1，储存的安全系数为ε=0.85，所需体积V=Qv·T/ε=530.748×0.5/0.85×60=54.7m3，选用卧式椭圆形封头储罐，直径Φ=3000mm，公称容积为63m3，数量为1个，设计压力P=0.55MPa，设计温度-10oC。3.5.2储罐设计结果一览表储罐设计结果汇总如设计结果表5-3（附后）。3.6膜分离的简单设计3.6.1膜分离工艺流程膜分离甲基丙烯酸甲酯/水工艺，采用多级过程操作，由于分离纯度要求高，处理量比较大，为了满足连续生产的要求，采用多组间歇操作，本项目设计小组拟设计四组分离，每两台同时工作，每一组采用带有前置级的两级增溶级联，水大部分渗透卷式膜，而甲基丙烯酸甲酯及阻聚剂为渗余物，从而实现两者的分离，达到分离效果。图3-18膜分离流程3.6.2膜分离器选型与设计※膜分离材质A型沸石膜对包括酸性物质和碱性物质都具有极好的耐久性和耐化学腐蚀性等，该膜还具有足够的机械强度，以抵抗气相、液相和固相的三相混合等优点。※膜分离工艺操作条件及详细计算（1）膜分离工艺操作条件当除去水分时，从水的渗透率的角度考虑，高温是有利的，但从水的分离性能考虑，低温是有利的，优选温度为50～120oC.当设置用于分离水的操作压力以在膜两边产生压力时可进行水分离操作压力一般设置在0.5～20kg·cm-2范围内。当操作压力为5kg·cm-2时，即使膜反面为常压，水也能分离，可是在这种情况下，流速很小，因此，优选使用真空泵，以使水能够有效地除去。（2）膜分离的计算本项目设计小组经过AspenPlus对MMA合成工段的模拟，得出在甲基丙烯酸甲酯/水的流量为8007.781kg·hr。其中含水量为1.1%(wt),分离要求为渗余侧水含量为0.03%(wt)。当使用具有膜面积为0.01m2的分离膜时，由组成为1.1%(wt)的水，98.8%(wt)的甲基丙烯酸甲酯，0.1%(wt)的对苯二酚组成的溶液在50oC，绝对压力3bar下开始用真空泵从渗透侧抽真空，并进行全蒸发分离，得到如下公式：aAB=(YA/YB)*(XA/XB)其中A代表水，B代表另外组分，XA和XB分别代表在液体进料一侧水A的重量分数和另外组分B的重量分数，YA和YB分别代表在渗透侧水A的重量分数和另外组分B的重量分数。同样，渗透流量是指每单位膜面积每小时的渗透重量，并可用如下公式表示：Q=(在渗透侧所有组分的重量)/0.01*100（kg·m-2·h-1）所需膜面积为：A=进料流量/Q最后计算出所需膜总面积A=137.8m2。（3）膜组件的特性参数见表3-21所示。表3-21膜组件的特性参数表型号Prism结构内压式组件直径140mm组件长度1500mm膜有效长度1400mm膜材料A型沸石膜组件外壳材料不锈钢材、ABS膜面积25m225m速率150—700L·m2·h-1操作压力5kg·cm-2操作极限温度300℃使用寿命5年以上考虑到膜分离面积需要一定的裕度，因此选用6组膜分离组件。3.7压缩机的选型3.7.1选型示例以C106吸收塔气体进料前压缩机为例进行设计说明。脱水塔塔顶出料的气体经压缩机后主要物性参数见表3-22所示。表3-22C106进出料物性参数压强/MPa气体流量m3/h温度/K进口0.1249539.4320.35出口0.5011981.29352.45根据排气压力、排气流量以及介质的性质，本项目选择了三星系列空气、天然气、氮氢气联合离心式压缩机其型号为H830-6.4/0.90，其规格详见压缩机选型结果一览表。3.7.2压缩机选型结果其它压缩机的选型方法类似，其结果详见选型结果一览表3-23。表3-23压缩机选型结果一览表位号型号代号气体介质气量m3/min压力(MPa)（MPa）转速(r/min)轴功率(kw)位号型号代号气体介质气量3（m/min）进口出口转速(r/min)轴功率(kw)C1052MCL7056060EAir7600.090.24/246561412C106H830-6.4/0.906014BAir8300.090.6410258/27203686C201H710-6.0/0.876086AAir7100.0870.6010258/1272029303.8设计图3.8.1厂区总平面图见设计结果中设计图(附后）。3.8.2车间布置图※车间平面布置图（MMA生产车间）见设计结果中设计图(附后）。※车间3D设计图见设计结果中设计图(附后）。4环境保护与经济核算4.1环境保护4.1.1有害因素分析化工厂在生产运行过程中都会有不同的有害因素，本项目使用的物料如异丁烯、对苯二芬等对环境中水体、土壤和大气均有不同程度危害。经过对于本厂的实际分析，将厂内有害因素分为四部分：易燃易爆、毒性、噪声以及其它危害。※易燃易爆工厂生产、储运等装置的火灾、爆炸危险性较大。另外，本厂使用的物料大多数易燃易爆品，在使用这些用品的时候应注意密闭操作，全面通风。※毒性本厂生产过程中的甲基丙烯醛、甲醇、异丁烯等对人体都有强烈的毒害作用。对于各种塔设备，若检修过程中置换不彻底，操作人员进入就可能造成窒息。※噪声噪声也是本厂装置主要的噪声源为压缩机、大功率风机以及高压蒸气和工艺气体的放空噪声，次要噪声源则为各种转动、传动设备以及泵运转时所产生的机械振动噪声等。※其它危害本厂生产中存在各种塔、烟囱、建构筑物和设备的操作平台等，需要在高处操作、巡检和维修作业，如不采取完善的防护措施，就有发生高处坠落的危险。4.1.2废物的处理措施※废气治理开设火炬系统，用于处理开车时动力废气、工艺系统废气和泄压期间的可燃气体。※废液治理本工程排水总系统分为生活污水系统、生产废水系统、雨水处理系统以及非正常排水系统四部分。因为本厂用水大部分为回收利用，则排放的水量将相对较小，对排放的污水、废水进行严格的处理之后再对外排放。（1）生活污染系统生活污水是指园区内生活所产生的常规污水和废水，与其它污水经管道收集，然后送至污水处理站处理，达到循环水补充水水质标准后回用。（2）生产废水系统生产污水是指园区内工艺所排放的水，本工艺产生的废水经过专用管道与生活污水，含油污水一起排入污水处理系统进行达标处理。符合排放标准之后，进行排放。（3）雨水处理系统厂区洁净雨水进行收集后，经管道送往水处理站进行水质检测和水处理，然后合格部分用于厂区运作用水，进行循环使用；不合格部分再处理达排放标准后就近排放。（4）非正常排水系统各装置废水经处理后回用于工艺系统，即使在装置运行出现波动的时候，仍能够经过污水处理站进行调节。事故池内污水由定量泵送入污水处理站处理，不外排。※废固弃物治理废催化剂部分回收，部分送往催化剂再生。废膜材料送至膜材料处理站。锅炉房煤外运做建筑材料。废碱渣（NaO），生活垃圾（有机物），都进行集中外运处理。※噪音污染治理各种压缩机均设置隔声罩，引风机尽量单独设在封闭房间。有些部位因生产工艺要求在设备上无法采取隔、吸、消音处理措施，设计时，在操作人员较多的场所设集中隔声控制器，流动值班人员佩戴耳塞或耳罩。管道设计与调节阀的设计与选型考虑防止振动和噪声，避免截面突变；管道与强烈振动的设备连接处选用柔性接头。另外加强厂区绿化措施，降低噪声的传播。4.2经济核算结果本厂设计的主要经济技术指标结果如表4-1所示。表4-1主要经济指标一览表项目名称单位数值备注甲基丙稀酸甲酯产量万吨/年6年操作时间小时7800原料费用异丁烯万吨/年5.04滨州裕华甲醇万吨/年2.47广东茂名中海南联石化有限公司甲基丙烯醛万吨/年0.053湖北老河口荆洪化工有限公司对苯二酚万吨/年0.005广州市纳城化工有限公司Mo-Bi系催化剂千克/年60308淄博润福化工科技有限公司林德拉催化剂千克/年6296上海沪宇生物科技有限公司公用工程费用冷却水万吨7560.5中压蒸汽万吨50.1低压蒸汽万吨4.5冷冻盐水万吨17.73电kw4792320其它费用、资金全员定员人141占地总面积m251200总投资万元29135.658固定资产投资万元12705.72建设