甲基丙烯酸甲酯生产工艺毕业设计-设备选型与布置

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1、 目录1. 前言11.1 MMA市场应用及前景11.2 MMA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71.4.1 Cup-Tower对塔设备的选型71.4.2 智能选泵系统81.4.3 Aspen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 原料及产品102. 工艺流程简介及模拟112.1 流程概述112

2、.2 Aspen plus仿真模拟流程122.2.1 MAL合成工段的模拟12 MMA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143.1.1 MAL合成反应器(R101)的设计14 MMA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273.2.2 cup-Tower对脱水塔的选型303.2.3 cup-Tower对吸收塔的选型333.2.4 MMA精馏塔设计363.3 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

3、型示例（P201的选型)573.4.2 泵的选型结果633.5 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 有害因素分析704.1.2 废物的处理措施714.2 经济核算结果735. 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781 前言1.1MMA市场应用及前景甲基丙烯酸

4、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

5、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2023 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

6、，2023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2023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

7、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(150200oC)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

8、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。 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

9、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MMA生产方法7。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

10、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；异丁烯氧化到MAL，氧化酯化为MMA1011。 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1-1113。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-S法I-C4BASF法MGC法原料成本31.9931.992

11、6.5229.0527.2公用工程成本4.844844.555.159.63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%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

12、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。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MTBE裂解

13、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(10万吨以上)上将显现出来，其单位投资将

14、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

15、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

16、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。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

17、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。Aspen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。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

18、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拟建地址山东省滨州市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

19、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。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。

20、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和水经换热冷却后通过

21、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。2.2Aspen 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。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。

22、 MMA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=5.5 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

23、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7500 h空速1200-1120 h反应温度350 oC反应选择性89.0%反应压力101 KPa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Km

24、ol/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

25、.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(k

26、g/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(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1.139761883.63.4

27、860.201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7.3710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B ：催化剂的床层堆积密度，

28、 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）其他设计：反应列管： 35 2反应管根数：取反应管根数4880根。反应器壁厚的计算: ：圆筒的计算，mmP ：圆筒计算压力，MPaD ：圆筒的内径，mm ：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：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=viinVi：反应管体积，m3i：材质密度，kg/m3n ：反应管根数代入数据得m1=viin=7938.95kg筒体质量m2=VRi=904.6kg封头

29、取标准椭圆封头，内径DN=3660mm，厚度=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：101KPa 10oC液态水 Cp =4.184KJ/(kgK)饱和水蒸气潜热 r=2051.0KJ/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

30、G H 2 O,out =27000kg/h ，冷却水进口的质量流量为 G H 2 O,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。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)49893.46

31、697127451摩尔流量（kmol/h）17272174107反应条件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(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

32、反应动力学方程可用指数形式表达如下:式中：r ：反应速率，molL-1h-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，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：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，Jmol-1R ：摩尔气体常数，Jmol-1k-1最终可得到： E a = 7.24 KJ / mol ， k 0 = 0.1727反应速率

33、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 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=1

34、250mm。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=VRi=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=

35、79929.625m3 h-1,取装载系数为=0.75，则得到塔设备的容积为V=895 m3；根据空塔气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)500800900220022004000Dj(mm)Di+50Di+100Di+200通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

36、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（kgh ）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 Aspen plus 导出物流传热数据得到热负Q=2724.3696kw，工艺用水量W

37、c=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)，通过查找化工原理书查找得到总传热系数K=901.5 W/(m2oC)，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452.5mm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2000m。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=V=79862.76kg封

38、头质量封头取标准椭圆封头，内径DN=4000mm，厚度=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=99137.7kgcup-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

39、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。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StageVolume flow liquid fromVolume flow vapor toDensity liquid fromDensity vapor toViscosity liquid fromViscosity vapor toSurface tension liquid fromcum/hrcum/hrkg/cumkg/cumcPcPdyne/cm平均6.6967469.79965.490.720.420.01727.

40、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3.2.3 cup-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

41、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。Aspen plus得水力学数据如表3-12。StageVolume flow liquid fromVolume flow vapor toDensity liquid fromDensity vapor toViscosity liquid fromViscosity vapor toSurface tension liquid fromcum/hrcum/hrkg/cumkg/cumcPcPdyne/cm

42、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3.2.4 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Vs 液相流量 Ls 气相密度 V 液相密度L混合液表面张力 全塔平均15.865m3/s0.03

43、m3/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0.60.8倍即： u（0.60.8）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

44、速度：安全系数： ,在0.60.8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=0.0911.3=1.017m2 弓形降液管宽度:Wd=0.153.8=0.57m2 验算液体在降液管的停留时间： 由于停留时间5s，合适。2）溢流堰尺寸由以上设计数据可求出： 溢流堰长 lw=0.73.8=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

45、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

46、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912之间，合适。塔板开孔率：开孔率在1014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0= 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，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=0.0

47、77 m 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(HT+Hw)。其中:Hd=hp+hL+hd （1）气体通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）液体通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。所以Hd=0.077+0.0062+0.1=0.1832m 取降液管中泡沫层相对密度=0.5,前已选定板间距HT=0.8m，hw=0.066m。则： (HT+Hw)=0.5(0.8+0.066)=0.433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

48、证液体在降液管内的停留时间大于35s，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 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eV0.1kg(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

49、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35s，取= 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

50、定液泛线方程：(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VsLs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=500.8=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

51、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lKg/m3821.322气相温度vKg/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

52、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tm0.0825塔板压降Pkpa0.6226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Vs maxm3/s1830气相负荷下限Vs minm3/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(1) 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1605 ，则管内径d=150mm。进料管实际流速：2)塔顶产品出料管 由Aspen

53、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1605，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573.5。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)人孔数目人孔直径通常为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=0.85，许用应力170MP，设计内径Di=3800 mm，带入数据得壁厚，圆整壁厚10mm。塔体质量m1=V=18757.8

54、9kg封头质量封头取标准椭圆封头，内径DN=3800mm，厚度=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=20234.89kg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

55、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。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）1.85244.0536进口温度（oC）103.564出口温度（oC）8070进口压力（bar）1.013251.01325出口

56、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 Aspen Exchanger DesignRating 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=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192.

57、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 DesignRating 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 Exchanger DesignRating V8.0里面模拟的尺寸再结合标准GB/T1047-2005管道元件进行圆整。得到壳程进出口管子规格分别是外径273mm,DN=253mm 及外径60.3mm,DN=50mm；管程进出口管子规格分别是外径88.9mm,DN=80mm 及外径60.3mm，DN=50mm。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(