甲基丙烯酸甲酯生产工艺-毕业设计（20年）

　目录

　1. 前言 ............................................................. 1

　MMA 市场应用及前景 ................................................ 1

　MMA 生产工艺 ...................................................... 2

　丙酮氢醇(ACH)路线 .............................................. 2

　合成气法 ....................................................... 3

　乙烯拨基化路线 ................................................. 3

　丙炔法 ......................................................... 4

　异丁烯法 ....................................................... 4

　本文 MMA 生产工艺路线的确定 ....................................... 5

　化工设备选型计算中使用的软件 ..................................... 7

　Cup-Tower 对塔设备的选型 ........................................ 7

　智能选泵系统 ................................................... 8

　 Aspen 与 EDR 联用设计换热器 ..................................... 9

　化工设备布置图 CAD 设计 ......................................... 9

　项目概况 ........................................................ 10

　项目名称 ...................................................... 10

　拟建地址 ...................................................... 10

　生产工艺 ...................................................... 10

　原料及产品 .................................................... 10 2. 工艺流程简介及模拟 .............................................. 11

　 流程概述 ........................................................ 11

　Aspen plus 仿真模拟流程 .......................................... 12

　MAL 合成工段的模拟 ............................................. 12

　MMA 合成工段的模拟 ............................................. 13 3. 设备设计计算及选型 .............................................. 14

　反应器的设计 .................................................... 14

　MAL 合成反应器(R101)的设计 ..................................... 14

　MMA 合成浆态床反应器(R201)的设计 ............................... 23

　塔设备的选型与设计 .............................................. 27

　急冷喷淋塔简单设计计算 ........................................ 27

　cup-Tower 对脱水塔的选型 ....................................... 30

　cup-Tower 对吸收塔的选型 ....................................... 33

　MMA 精馏塔设计 ................................................. 36

　换热器的选型 .................................................... 52

　换热器设计选型示例（E201 的选型）

　.............................. 52

　换热器选型结果汇总 ............................................ 57

　泵的选型 ........................................................ 57

　泵的设计选型示例（P201 的选型) ................................. 57

　泵的选型结果 .................................................. 63

　储罐设计 ........................................................ 63

　主要储罐的设计 ................................................ 63

　 储罐设计结果一览表 ............................................ 66

　膜分离的简单设计 ................................................ 66

　膜分离工艺流程 ................................................ 66

　膜分离器选型与设计 ............................................ 67

　压缩机的选型 .................................................... 69

　选型示例 ...................................................... 69

　压缩机选型结果 ................................................ 69

　设计图 .......................................................... 70 4. 环境保护与经济核算 .............................................. 70

　环境保护 ........................................................ 70

　有害因素分析 .................................................. 70

　废物的处理措施 ................................................ 71

　经济核算结果 .................................................... 73 5. 设计结果 ........................................................ 75

　设备选型一览表（附后）

　.......................................... 75

　设计图（附后）

　.................................................. 75 参考文献 ........................................................... 76 谢辞 ............................................................... 78

　1 前言

　MMA 市场应用及前景 甲基丙烯酸甲酯的分子式为 C 5 H 8 O 2 , 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，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 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[4][5] 。

　MMA 生产工艺

　 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：

　 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℃～200o C)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] 。

　 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：

　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 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：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] 。

　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 1-1 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 MGC 法 原料成本

　公用工程成本

　4．84

　其他可变成本

　可变成本

　固定成本

　 11

　 现金成本

　折旧成本

　生产成本合计

　生产成本+10%投资回报

　注：ACH-L法为万tPa装置，ACH-S法为万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。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] 。

　 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<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。

　 Aspen 与 EDR（Exchanger Design and Rating）联用设计换热

　器

　Aspen 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。

　项目概况

　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（％)甲基丙烯酸甲酯（MMA）。

　2 工艺流程简介及模拟

　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 N 2 ,O 2

　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,N 2

　及 O 2 ，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。

　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。

　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。

　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

　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= mm 比表面 Sp=g 堆积密度 Ρb=ml 孔体积 Vv=g 视密度 Ρb=ml 空隙率 §= ※反应方程 主反应：C 4 H 8 + O 2

　→ C 4 H 6 O + H 2 O ※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（）/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::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 2 O:O 2 :N 2 =1::2:12 年工作时间 7500 h 空速 1200-1

　反应温度 350 o C 反应选择性 % 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/h Kg/h %(mol) 异丁烯

　 6 水

　 9 氧气

　 12 氮气

　氢气

　10

　总量

　 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

　异丁烯

　水

　氧气

　氮气

　氢气

　10

　一氧化碳

　二氧化碳

　对苯二甲酸

　乙酸

　续表 3-4 反应器出口 Kmol/h Kg/h %(mol) 丙醛

　总量

　 100

　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 二氧化碳 乙酸 丙醛 对苯二甲酸 28 44 60 58 166 进料混合平均相对分子质量：

　 12 . 29 ,   iin i in M y M

　出口混合平均相对分子质量：

　29 ,   iout i out M y M 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

　566

　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

　 水

　440

　 氮气

　 氢气

　1 1 1 一氧化碳

　530

　 二氧化碳

　 对苯二甲酸

　 乙酸

　乙醛

　 氧气

　混合物密度：

　3/ 569371 . 0 m KgZRTM p inin  

　3/ 567177 . 0 m KgZRTM p outout  

　 （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 RTEAe K

　RTEA k   ln ln

　IB c n k r ln ln ln   A

　: :指前因子

　C IB

　: :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×10 和 kJ/mol，最终得到该反应的动力学方程为：

　IBRT Ce r1697441410 37 . 7 

　2)物料衡算式

　dl Dr r d F A B XA A2) ( 04   F A0

　：任意位置上物质的摩尔流量， kmol/h d xA

　：物质的转化率 ρ 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 04uVD r 计算得: ) ( / 21 . 042) (0AA BXA Ar A dxDr rd Fdl   代入数据积分得: m l 7 

　取反应管长为 8m。

　3）其他设计：

　反应列管：φ 35× 2 反应管根数：

　根 4874034 . 042r A 取反应管根数 4880 根。

　反应器壁厚的计算: : ppD i "] [ 2 δ

　：圆筒的计算，mm P

　：圆筒计算压力，MPa D

　：圆筒的内径，mm [σ ]′：钢板在该温度下的许用应力，MPa φ

　：焊接接头系 代入数据计算得：

　mmppD i6 . 18] [ 2" 

　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 m 1 =v i ρ i n V i

　：反应管体积，m3

　ρ i ：

　材质密度，kg/m3

　n

　：

　反应管根数 代入数据得 m 1 =v i ρ i n= kg

　 筒体质量 m 2 =V R ρ i = kg 封头取标准椭圆封头，内径 DN=3660 mm，厚度 δ=20 mm，曲面高 hi=925 mm，封头直边高 h=50 mm. 封头质量按 7850 } ] ) 2 [(4] ) ( ) 2 [(6{2 2 2 23         h D D h D h D m N N i N i N  

　代入数据 m 3 = kg 反应器主体质量 m=m 1 +m 2 +2m 3 = kg 附件以主体质量的倍计算， 则反应器总质量 m 总 = 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 KPa

　 10 o C 液态水 C p

　= KJ/(kg·K) 饱和水蒸气潜热 r= 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 o 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。

　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)

　69712 7451 摩尔流量（kmol/h）

　1727 2174 107 反应条件 T=70 o C P= 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）

　MMA

　 MAL

　 H2O 2567

　甲醇

　 空气

　 (2)操作条件 反应温度为：

　70 o C

　醇醛质量比为：

　10：1 压力为

　：

　 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 的本征反应动力学方程可用指数形式表达如下: c b aO MeOH MAL kdtMAL dr ] [ ] [ ] [] [2   

　式中 ：

　r ：反应速率，mol·L-1 ·h -1

　K：反应速率常数

　A：MAL 的反应级数 b : MeOH 的反应级数 C : :

　O 2

　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 O 2 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：

　b aMOH MAL kdtMAL dr ] [ ] [] [ 

　即为：

　bMeOH MeOHaMAL MAL m C C x C C kdtMAL dr ) ( ) (] [0 0 0 0    式中 x

　 ：

　MAL 转化率 0MAL C

　：MAL 的初始浓度，mol/L 0MeOH C：MeOH 的初始浓度，mol/L 反应速率常数 k 也可用下式表示：

　RTEake K

　k 0

　 ：指前因子 Ea ：反应的活化能，J·mol-1

　R

　：摩尔气体常数，J·mol-1 ·k -1

　最终可得到：

　 E a =

　KJ / mol ， k 0 =

　反应速率方程为：

　RTe MeOH MAL r310 24 . 747 . 1 39 . 1] [ ] [ 1627 . 0 

　(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：

　360042   uDV

　 即

　uVD  36004 式中 V 为原料气中的体积流量，m3 /h 带入相关数据可求得：

　m D 5 . 428 . 0 360016209 4  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之间较为合适。

　因此浆态床床径为 D= 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/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：

　mmpD pci c4 . 5] [ 2" 

　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 D o 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 1 =V R ρi=9850 kg 封头质量 7850 } ] ) 2 [(4] ) ( ) 2 [(6{2 2 2 22         h D D h D h D m N N i N i N  

　= kg 主体质量 m=m 1 +2m 2 = kg 附件取主体质量的倍， 则反应器总质量 m 总 = kg

　塔设备的选型与设计

　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V g = m3

　·h -1 ,取装载系数为 ε=，则得到塔设备的容积为 V=895 m 3 ；根据空塔气¼速计算公式及经验得，塔径 D= m；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) 500～800 900～2200 2200～4000 Dj(mm) Di+50 Di+100 Di+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，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 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

　 ※换热情况 据比热容公式

　 ) ( 2 1 t t C W t KS Q pc c m    

　设定从反映器中出来的物流的温度从 T 1 =350 o C 降至 T2 =180 o 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= kw，工艺用水量 Wc=3750 kg/h，水量进口温度为 t 1 =15 o C，出口温度为 t2 = o C；计算出平均温度差， 8 . 110ln150 5 . 103 ( ) 180 350 (ln) 15 5 . 103 () 180 350 (212 1     ttmt tt o C 总传热系数 K(以外表面积为基础)， oRsodmbdodidoRsiididoK  11    通过查找《化工原理》书查找得到总传热系数 K= W/(m2 · o C)，计算得到传热面积为 S= m2 。

　由于水蒸气发生相变，考虑到 15%的面积裕度，得 S=×= m2选用 φ45× mm传热管（无缝钢管），计算得管内流速为 u= 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/m3 。

　塔内径 Di=4000 mm。

　塔体厚度：

　mmpD pci c2 . 6] [ 2" 

　圆整取 10 mm。

　塔体质量 m 1 =Vρ= kg 封头质量

　封头取标准椭圆封头，内径 DN=4000 mm，厚度 δ=10 mm，曲面高 hi=1000 mm，封头直边高 h=50 mm，材质选用 16MnR。

　7850 } ] ) 2 [(4] ) ( ) 2 [(6{2 2 2 22         h D D h D h D m N N i N i N  

　=1376 kg 塔主体质量 m=m 1 +2m 2 = kg 附件取主体质量的， 总质量 m 总 = kg

　cup-Tower 对脱水塔的选型 脱水塔是在 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 Stage Volume flow liquid from Volume flow vapor to Density liquid from Density vapor to Viscosity liquid from Viscosity vapor to Surface tension liquid from

　cum/hr cum/hr kg/cum kg/cum cP cP dyne/cm

　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

　 cup-Tower 对吸收塔的选型 吸收塔是在 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，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。

　平均

　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

　 Stage Volume flow liquid from Volume flow vapor to Density liquid from Density vapor to Viscosity liquid from Viscosity vapor to Surface tension liquid from

　cum/hr cum/hr kg/cum kg/cum cP cP dyne/cm 平均

　 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

　 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 ρ V

　 液相密度 ρ L

　混合液表面张力 σ 全塔平均 s s m3

　m3

　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u max 的～倍即：

　u＝（～）u max

　 VV LC u   max

　 式中 C 可由史密斯关联图查得，液气动能参数为：

　033 . 0 )723 . 232 . 821(865 . 1503 . 0) (2121   VLssVL 取板间距 H T

　= m，板上液层高度 h L

　= m，图中的参变量值 H T -h L = = m。根据

　以上数值由图可得液相表面张力为 mN/m 时的负荷系数 C 20 =。由所给出的工艺条件校正得：

　17 . 0 )20(2 . 020 LC C 最大允许气速：

　s m C UVV L/ 6 . 2723 . 2723 . 2 32 . 82115 . 0 max  

　取安全系数为，则适宜空塔速度为：

　max( ) u u   安全系数 =

　 由下式计算塔径：

　muVDS35 . 38 . 1 14 . 3865 . 15 4 4"   按标准塔径尺寸圆整，取 D = 3800 mm；

　 实际塔截面积：

　2 2 23 . 11 8 . 3 785 . 0 785 . 0 m D A T     实际空塔速度：

　s mAvuTS/ 67 . 13 . 11865 . 15  

　安全系数：

　s muu/ 64 . 06 . 267 . 1max 

　 , 在～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 l w =，即 l w /D=，由弓形降液管的结构参数图查得：A f /A T =,W d /D=

　因此：弓形降液管所占面积:A f =×= m2

　 弓形降液管宽度:W d =×= m2

　 验算液体在降液管的停留时间 θ：

　sLH AhT f12 . 2703 . 08 . 0 017 . 1  

　由于停留时间 θ＞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 =×= m

　 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 32) (100084 . 2wsowlLE h    m 034 . 0 )66 . 23600 03 . 0( 0 . 1100084 . 232  

　 溢流堰高:h w =h L -h ow = 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 u 0 =

　m/s；

　降液管底隙高度：

　mu lLhws056 . 02 . 0 66 . 203 . 0" 00 

　m m h h w 006 . 0 01 . 0 056 . 0 066 . 00    

　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 F 0

　= 9，阀孔气速为：

　s mFuVO/ 45 . 5723 . 290   每层塔板上浮阀个数 ：

　个）

　( 2438039 . 0 45 . 5 785 . 0865 . 15785 . 0202  u dVNs 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 W d =

　m，选取无效边缘区宽区 W C

　=

　m、破沫区宽度 W S = m，由下式计算鼓泡区面积，即：

　) sin180( 21 2 2 2rxr x r x A a   m WDrc835 . 1 065 . 0 9 . 12    

　m W WDxs d23 . 1 ) 1 . 0 57 . 0 ( 9 . 1 ) (2      

　2 1 2 2 25 . 9 )835 . 123 . 1sin 835 . 118014 . 323 . 1 835 . 1 23 . 1 ( 2 m A a         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:

　mnaAt 052 . 0075 . 0 24385 . 9"a 

　 由于塔直径 D=3800 mm，需采用分块式塔板四块。取 t′= m。现按 t=75 mm,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：

　) s / ( 52 . 52406 039 . 0 785 . 0865 . 154220mn dVus  动能因数:

　1 . 9 723 . 2 52 . 5 u 00   v F 

　动能因数在 9～12 之间，合适。

　塔板开孔率：

　14 . 0 )8 . 3039 . 0( 2406 ) / (2 20   D d N 

　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：

　P c lh h h h    

　 （1）干板阻力

　因阀孔气速 u o 大于其临界阀孔气速 u oc ，故干板阻力计算式为

　 mgUhLvc027 . 032 . 821723 . 281 . 9 252 . 534 . 5234 . 5220    

　 （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 ε 0 = 。

　m h l 05 . 0 1 . 0 5 . 0   

　 （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:

　h p =+= m

　则单板压降:

　Pa g h PL p f20 6 81 . 9 32 . 821 077 . 0       

　 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H d ≤φ(H T +H w )。其中:H d =h p +h L +h d

　（1）气体通过塔板的压强降所相当的液柱高度 h P 前面已求出，h P = m。

　（2）液体通过降液管的压头损失（不设进口堰）

　  mh lLHo wsd 0062 . 0056 . 0 66 . 203 . 0153 . 0 153 . 022

　（3）板上液层高度

　前已选定 h L = m。

　所以 H d =++= m

　取降液管中泡沫层相对密度 φ=,前已选定板间距 H T = m，h w = m。则：

　 φ(H T +H w )=+=

　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

　sLH AtST f12 . 27" 

　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

　 % 10036 . 11p FL sv LvsA KcZ L VF  和 % 10078 . 01T Fv LvsA KcVF 

　 板上液体流径长度：

　 m W D Zd L66 . 2 57 . 0 2 8 . 3 2      

　板上液流面积：

　2266 . 9 017 . 1 2 3 . 11 2 m A A Af T p     

　查得泛点负荷因数 C F =、物性系数 K=,将以上数据代入：

　% 6 . 72 % 100266 . 9 152 . 0 166 . 2 03 . 0 36 . 1723 . 2 32 . 821723 . 2865 . 151     F

　 % 3 . 68 % 10078 . 01 T Fv LvsA KcVF 

　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 e V ＜(液)/kg(气)的要求。

　5）严重漏液校核 当阀孔的动能因数 F 0 低于 5 时将会发生严重漏液，前面已计出 F 0 =，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 F 0 ＜5 时会发生严重漏液，故取 F 0 =5 计算相应的气相流量 V S，min ：

　) / ( 7 . 8723 . 252406 039 . 0 785 . 05785 . 043 2 20 020 min ,s m n d nu d VvS       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 = ，那么

　 % 80 % 100266 . 9 152 . 0 166 . 2 36 . 1723 . 2 32 . 821723 . 2    S SL VF

　 整理得: 127 . 1 62 . 3 8 5 .0 0  SL V S

　雾沫夹带线为直线，由两点即可确定。

　当 L S =0 时，V S = m3 /s；当 LS =时，V S = 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 h ow 必须要大于 m。取 h ow = m，可作出液相负荷下限线。

　006 . 0 )66 . 23600( 0 . 1 10 84 . 23 / 2min3   sowLh

　取 E=1、代入 l w 则可求出 L S,min ：

　s m L s / 0023 . 03min ,

　 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 3～5 s，取 θ= 5 s 作为液体在降液管中停留时间的下限，则：

　) / ( 163 . 058 . 0 017 . 13max ,s mtH ALT fS 

　5）液泛线 d L f c d L pT h h h h h h h h hw H          ) (

　由此确定液泛线方程：

　φ(H T +hw)=Lvgu234 . 520+2153 . 0o wsh lL+（1+0 ）〖 32)3600(100084 . 2wSwLLE h 

　〗

　化简整理得：

　4 . 036 3 3 . 4727 7 . 9272322 2  S S SL L V

　 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。

　； ，数据如下表 分别取值获得一条直线 与 14 3S SL V

　表 3-14

　Vs 和 Ls 值 项目 数值 数值 液相流量   s m L S / /3

　 气相流量   s m V S / /3

　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: 1 . 27 . 818min .max .  ssVVK

　 塔的有效高度：

　Z=（N-2）×H T =50×=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 ρ l

　Kg/m3

　 2 气相温度 ρ v

　Kg/m3

　 3 气相流量 V s

　m3 /s

　4 液相流量 L s

　m3 /s

　5 实际塔板数 N p

　块 50 6 塔的有效高度 Z m 40 7 塔径 D m

　8 板间距 H m

　9 塔板溢流形式

　 单流型

　10 空塔气速 u m/s

　11 溢流管形式

　 弓形 12 溢流堰长度 L w

　m

　13 溢流堰高度 h w

　m

　14 板上液层高度 h L

　m

　续表 3-15 序号 项目 符号 单位 计算结果 15 安定区宽度 W s

　m

　16 开孔区到塔壁距离 W c

　m

　17 开孔区面积 A a

　m2

　 18 阀孔直径 d m

　19 浮阀数个 n 个 2406 20 阀孔气速 u 0

　m/s

　21 阀孔动能因数 F 0

　22 开孔率%

　 14 23 孔心距 t m

　24 排间距 t′ m

　25 塔板压降 ΔP kpa

　26 液体在降液管内的停留时间 t s

　27 底隙高度 h o

　m

　28 泛点率

　%

　29 气相负荷上限 V s max

　m3 /s 18 30 气相负荷下限 V s min

　m3 /s

　31 操作弹性

　 ※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， h m V F / 887 . 1043 ，取管内流速 s m u / 6 . 1  则管径 mm muVdF152 1523 . 06 . 1 14 . 33600 / 887 . 104 4 3600 / 4   取进料管规格 Φ160×5 ，则管内径 d=150 mm。

　进料管实际流速：

　) / ( 65 . 115 . 0 14 . 3 3600887 . 104 4432 20s mdVuF   2)塔顶产品出料管

　 由 Aspen 得塔顶体积流量 h m V D / 842 . 983 ，取管内流速 s m u D / 6 . 1  ，则出料管直径，可

　 mm muVdD148 148 . 06 . 1 14 . 33600 / 842 . 98 4 3600 / 4  

　 取回流管规格 Φ160×5，则管内径 d=150 mm。

　出料管内实际流速：

　) / ( 55 . 115 . 0 14 . 3 3600842 . 98 4432 20s mdVuF   3)釜液排出管 由 Aspen 得 塔 底 釜 液 流 出 流 量 h m L w / 721 . 153 ， 取 管 内 流 速s m u w / 6 . 1 ，则 muLdW059 . 06 . 1 14 . 33600 / 721 . 15 4 4  可取回流管规格 Φ57×。

　 则实际管径 d=50 mm，塔底釜液实际流速：

　s m d L uW/ 23 . 205 . 0 14 . 33600 / 721 . 15 4/ 422    (2)裙座 裙座高度取 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 mm，人孔数一共 4 个。

　※塔质量计算 材质选择 16MnR，其密度约为 7850 kg/m3 。

　塔压为 3 atm，焊接系数取 φ=，许用应力 170 MP，设计内径 Di=3800 mm，

　带入数据得壁厚 δ， mmpD pci c9 . 4] [ 2"  圆整壁厚 10 mm。

　塔体质量 m 1 =Vρ...