年产10万吨丙烯酸工艺设计

1 引言

1.1 概述

丙烯酸是一种重要的有机化工原料，主要用于生产丙烯酸酯类，还可用于生产高吸水性树脂、助洗涤剂和水处理剂等，广泛应用于涂料、化纤、纺织、皮革、塑料、粘合剂、石油开采等各个领域[1]。

20世纪20年代末，化学家Otto Rohm从2-氯乙醇制羟基丙腈转而生产丙烯酸，完成了对丙烯酸工业化生产工艺的研究[2]。1939年，德国化学家Reppe发明了以乙炔、一氧化碳和水为原料，用羰基镍为催化剂合成出丙烯酸。1969年，美国联碳公司从英国BP公司引进丙烯直接氧化经丙烯醛生产丙烯酸技术，并建立工业化生产装置。经过多年不断改进，尤其是对丙烯氧化催化剂的改进，该法已成为制造丙烯酸的主导生产方法[3]。 1.2 丙烯酸生产工艺技术

丙烯酸在20世纪30年代实现工业化生产，其生产方法经历了氰乙醇法、雷普(Reppe)法、烯酮法、丙烯腈水解法和丙烯氧化法[4,5]。 1.2.1 氰乙醇法

氰乙醇法是最早工业化生产丙烯酸及其酯的方法。德国和美国分别在1927年和1931年用此方法建成了工业化装置。由于反应过程会生成各种聚合物，因此丙烯酸收率较低，仅为60~70%，且氰化物剧毒，严重污染环境，故采用此法的生产装置早在50年代就已关闭。 1.2.2 Reppe法

20世纪30年代，德国的Walter Reppe博士发现利用自己发明的Reppe反应可以直接从乙炔生产丙烯酸和丙烯酸酯类。在60年代以前，用Reppe法或改良Reppe法生产丙烯酸及其酯的工艺曾占统治地位，随着石油化工技术的开发和环境保护要求的加强，到1976年改良Reppe法的装置已全部停产。 1.2.3 烯酮法

以乙酸或丙酮为原料，磷酸三乙酯为催化剂，在700℃时裂解生成乙烯酮，然后与无水甲醛在AlCl3或BF3催化剂存在下，在25℃进行气相反应生成β-丙内酯，再与热的磷酸接触异构化生成丙烯酸。乙烯酮法产品纯度高，收率也高，副产物和

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未反应的物料能循环使用，适用于连续生产，但原料乙酸或丙酮价格高且β-丙内酯为致癌物质。 1.2.4 丙烯腈水解法

这是法国Societed’Ugine和美国Sohio开发的工业制备方法。该法工艺简单，反应条件温和，设备投资不大，可同时生产丙烯酸胺。缺点是污染严重，副产大量低价值的硫酸铵。该流程至今只有日本旭化成和英国联合胶体仍有运行，墨西哥的塞拉纳斯装置已于1993年停产。 1.2.5 丙烯氧化法

20世纪60年代末，随着石油化工的高速发展，丙烯价格日趋便宜，由于高度活泼、高度选择性和长使用寿命的催化剂的开发，使得丙烯直接氧化制丙烯酸的工业化方法为工业界所接受[6]。丙烯氧化法起初分为一步法和两步法，但分两步进行更有助于通过优化催化剂的组成和反应条件而提高催化剂的选择性。所谓丙烯两步氧化法是在复合金属氧化物催化剂存在下，经空气氧化先生成丙烯醛，再进一步催化氧化成丙烯酸[7,8]。

丙烯酸的工业生产方法主要为丙烯两步氧化法。工业生产中应用的技术主要有：美国索亥俄(Sohio)技术、日本触媒技术、日本三菱油化技术、日本化药技术、德国BASF技术[9]。

（1）美国索亥俄( Sohio) 技术

60年代末70年代初在美国和日本具有一定的市场。Sohio技术的特点是丙烯氧化采用两台反应器串联操作，吸收塔顶出来的废气不循环；废气中未反应的丙烯不回收；催化剂寿命为2年。

（2）日本触媒化学(NSKK) 技术

日本触媒公司是世界上首先实现工业二步法生产丙烯酸的厂家。其催化剂为中空圆柱状，其形状增加了几何外表面，转化率得到提高的同时，也提高了生成物自催化剂微孔中扩散出来的路径，减少了深度氧化，因而提高了产物的单程收率及选择性，同时降低了热点，减少了床层阻力，使催化剂的寿命得以延长。其工艺特点是在Mo-Bi系催化剂中加入了元素Co，从而提高了丙烯醛的选择性和单程收率；采用废气催化焚烧炉，不需消耗燃料气。

（3）日本三菱油化(MPCL) 技术

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日本三菱石油化学公司公司对其原来的工艺和催化剂不断研究和改进，改进后的催化剂可适应比日本触媒公司二段催化剂更低的反应温度，活性高、选择性高、寿命也长。其工艺特点是以高浓度丙烯为原料，丙烯酸单程收率高于87%，未反应的丙烯或丙烯醛不循环使用。两台串联的固定床反应器中分别采用Mo-Bi系、Mo-V系氧化物为催化剂，寿命均为6 年。

（4）日本化药技术

采用的催化剂为涂裹型催化剂，形状规则，利于装填，机械强度较好，目的产物选择性好。缺点是反应热点温度较高，如果飞温容易烧坏催化剂。丙烯氧化制丙烯醛采用Mo、Bi、Ni、Co、Fe 系催化剂，丙烯醛氧化制丙烯酸采用Mo、V、Cu、Sb 系催化剂[10]。反应器均为固定床列管式反应器。主要应用在上海华谊、江苏裕廊和兰州石化等部分装置上。

（5）德国巴斯夫(BASF) 技术

巴斯夫的丙烯酸生产装置是目前世界上单系列装置中规模最大的，其技术也是采用固定床二步氧化法。丙烯氧化用Mo-Bi系或Mo-Co系催化剂，丙烯醛的单程收率为80%左右；丙烯醛进一步催化氧化用Mo、W、V、Fe 系催化剂，丙烯酸单程收率高于90%[11]。其技术特点为：丙烯氧化反应气不用水吸收，而是用一种高沸点有机溶剂作为吸收剂；丙烯氧化反应循环气体中不用水蒸汽，而是用氮气，可减少废水的生成。

1.3 丙烯酸工业生产概况

20世纪90年代，丙烯酸系单体面临一个扩展的热潮，随着聚丙烯酸型超吸收剂

和家用洗涤剂增量剂的开发和普及，在世界上形成了一个投资兴建丙烯酸及酯单体装置的热潮。由于其品种繁多、用途广泛、产品附加值高等优点，现在已形成了独立的丙烯酸化工体系[12]。 1.3.1 国外工业生产概况

目前，世界上的丙烯酸生产装置已有93%以上采用丙烯二步氧化法。在吸收、开发和推广丙烯气相氧化方面，日本是世界上做出最大贡献的国家，尤其是日本触媒化学公司和日本三菱化学公司，他们所采用的方法比较先进，更有竞争力，因此目前国外新建丙烯酸装置大多引进它们的技术，世界上大约80%的丙烯酸生产装置采用了日本的技术[13]。沿用其它生产方法较为有名的公司，仅有BASF在德国的一

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套由一氧化碳乙炔路线的改良Reppe法装置。

世界上丙烯酸的生产主要集中在美国、西欧和日本。就总的生产能力来讲，BASF、Rohm&Hass、Celanese和日本触媒化学公司四大生产商就占66%。BASF以丙烯酸的生产规模和产量位居世界丙烯酸工业首位，在欧洲丙烯酸生产能力达42万吨/年。在东南亚，BASF与马来西亚的Petronas合作建设的一套16万吨/年丙烯酸装置已于2000年投产。在欧洲，Rohm&Hass公司与德国Stockhausen GmbH组成全球性的丙烯酸产品伙伴关系，2006年其丙烯酸的生产能力可达33万吨/年

[14]

。Celanese是世界上第三大丙烯酸的生产者，在美国德克萨斯州的ClearLake有

27.2万吨/年丙烯酸装置，并于2001年在此地增加丙烯酸能力8万吨/年。日本触媒化学公司的丙烯酸最大的装置是在日本姬路有22万吨/年丙烯酸。在印度尼西亚与Tripolyta合资建设的一套6万吨/年的丙烯酸装置已于1999年投产。在美国德克萨斯州的Bay Port与法国Elf Atochem公司合资建设的一套12万吨/年丙烯酸装置在2001年投产，其丙烯酸及其酯的生产能力达到53.5万吨/年[15]。 1.3.2 国内工业生产现状

我国丙烯酸的工业化生产起步于20世纪50年代，上海珊瑚化工厂对氯乙醇和丙烯酸水解法生产丙烯酸工艺进行了研究。60年代初，丙烯酸水解法几乎成为国内唯一的生产方法，规模小、品种少，兰州化学公司建成第一套500吨/年丙烯氧化法的恒产丙烯酸的中试装置，当时全国产量最多的年份也仅为3500吨，品种仅限于丙烯酸和丙烯酸甲酯[16]。我国大规模生产丙烯酸始于20世纪70年代末期，1978年，北京东方化工厂首次从日本触媒化学公司引进全套以丙烯二步氧化法工艺生产丙烯酸的装置，1984年建成投产丙烯酸2.05万吨/年[17]。

20世纪90年代初以来，国内丙烯酸供需缺口逐年增大，中国丙烯酸市场的巨大潜力和良好发展前景，提高了国内外投资者建设丙烯酸项目的积极性。1992年，吉林石化从日本三菱化学公司引进生产技术，建成投产设计能力2.72万吨/年；1994年，上海华谊丙烯酸有限公司亦从日本三菱化学公司引进全套装置，其设计能力为3万吨/年[18]。随后，北京东方化工厂又扩大规模，陆续引进第二、三套丙烯酸及酯类装置，使我国的丙烯酸生产有了长足的发展。

2000年以来，丙烯酸行业发展更加迅速。上海华谊丙烯酸厂在引进技术消化吸收的基础上，与自主开发丙烯选择氧化催化剂的兰州石化研究院合作，建成3万吨

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/年的丙烯酸项目。2004年，南京BASF-扬子石化合资丙烯酸项目投产，生产能力为16万吨/年。由日本三菱化学公司转让丙烯酸技术，为沈阳石蜡化工公司建设的8万吨/年丙烯酸装置，也于2006年底建成。浙江卫星企业集团的后期丙烯酸装置和兰州石化的8万吨/年丙烯酸装置也陆续投产[19]。从长远看，中国将成为丙烯酸需求增长的主要地区，中国丙烯酸产品仍有较大发展空间。 1.4 丙烯酸生产工艺技术的发展前景

目前，国内丙烯酸生产企业的工艺技术大多从日本引进，投资额较高。采用国内技术、设备和催化剂，将会大幅降低投资和生产成本，提高产品竞争力。在丙烯酸工艺技术的改进过程中，因为催化剂费用占了生产成本的相当比例，提高选择性和转化率，延长催化剂寿命成为研究的关键[20]。当前形势下，我国丙烯酸行业应加快丙烯酸生产工艺及催化剂的国产化，形成自主知识产权，将有利于丙烯酸行业的健康发展。

1.5 研究的目的及意义

随着经济的飞速发展，丙烯酸需求量逐年增长，我国丙烯酸行业面临良好的发展机遇与技术挑战。目前全球以丙烯氧化制丙烯酸为首要技术，几乎占据了所有的生产量，选择最优的氧化工艺技术，从而扩大生产能力、节省设备投资迫在眉睫。基于此，本课题采用丙烯气相两步氧化法制备丙烯酸的生产技术，借鉴国内外的先进经验，选择高效能催化剂，以此建一10万吨/年丙烯酸生产车间，使生产产品的 综合性能在原有基础上明显提高，生产效率进一步提升，工艺、控制更加优化，生产成本明显下降。

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2 丙烯酸工艺流程的确定

2.1 丙烯酸生产原理

丙烯直接氧化生产丙烯酸有一步法和两步法之分。一步法具有反应装置简单、工艺流程短、只需一种催化剂、投资少等优点，但存在几个突出缺点[21]：

①一步法是在一个反应器内进行两个氧化反应，强制一种催化剂去适应两个不同反应的要求，影响了催化作用的有效发挥，丙烯酸收率低；②把两个反应合并为一步进行，反应热效应大。要降低反应放热量，只能通过降低丙烯的浓度来实现，因此生产能力低；③催化剂寿命短，导致经济上不合理。

鉴于以上原因，目前工业上主要采用两步法生产，即第一步丙烯氧化生成丙烯醛，第二步丙烯醛氧化生成丙烯酸。丙烯两步氧化制丙烯酸的主反应可用下列两式表示：

CH2CHCH3 + O2CH2CHCHO + 1/2 O2CH2CH2CHCHO + H2OCHCOOH

反应属强放热反应，有效地移除反应热是反应过程的突出问题。除主反应外，还有大量副反应，其副产物有CO和CO2等深度氧化物以及乙醛、醋酸、丙酮。因而，提高反应选择性和目标产物收率非常重要，要达到这一目的，必须在反应过程中使用高活性、高选择性催化剂。由于生产丙烯酸分步进行，所以每步反应所用催化剂也不同。第一步反应为丙烯氧化为丙烯醛，所用催化剂大多为Mo-Bi-Fe-Co系，再加入少量其他元素，以钼酸盐的形式表现出催化活性。第二步反应为丙烯醛氧化为丙烯酸，目前采用的催化剂均为Mo-V-Cu系，通常需要添加助催化剂。 2.2 拟采用的生产工艺

丙烯直接氧化法是生产丙烯酸的最新方法，由于原料丙烯价廉易得，反应催化剂的活性和选择性高，目前该法在丙烯酸生产中占有主要地位。因此本课题拟采用丙烯两步氧化法。 2.3 主要原料及其规格

丙烯：＞95%，主要来自炼油厂的催化裂化装置和丙烷脱氢技术

催化剂：第一步氧化（丙烯氧化为丙烯醛）选用固态钼-铋系催化剂

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Mo12Bi1.0Fe1W2Co4Si1.35K0.06；第二步氧化（丙烯醛氧化为丙烯酸）选用固态钼-钒系催化剂Mo12V4.0W1.0Cu2.2Sb0.5

熔盐（55%KNO3+45%NaNO2） 2.4 工艺流程图

氧化过程一般采用两台反应器串联，从第一台反应器出来的丙烯醛、未反应的丙烯以及副产物可以不经处理直接供给第二反应器。丙烯氧化生产丙烯酸拟常用列管式反应器，管内装填催化剂，管间采用熔盐循环移除反应热。其氧化工序工艺流程图如图2.1所示。

催化剂 空气 第 第预热器 二一 冷反 反却应应 汽化器 器 器 器 图2.1 丙烯酸氧化工序工艺流程框图

丙烯 吸收塔 2.5 工艺流程简述

经汽化器预热气化后的丙烯（纯度95%以上）与经水蒸气增湿后的空气以一定配比混合后进入第一反应器，并在反应器上部利用反应放出的热量将其预热后进入氧化钼-铋催化剂层，在催化剂作用下发生部分氧化反应生成丙烯醛，控制反应温度593~633K。为使反应温度均匀，采用熔盐在反应管间强制循环移除反应热，并通过熔盐废热锅炉产生蒸汽，以回收余热。第一反应器生成的气体（含丙烯醛、少量丙烯酸以及副反应生成的一氧化碳和二氧化碳等）经过气体冷却器换热冷却后被送入第二反应器，在氧化钼-钒催化剂作用下，丙烯醛进一步氧化为丙烯酸，反应温度控制在533~573K。反应放出的热量采用熔盐在管间强制循环移出[22]。

第二反应器出口气体送入吸收塔，用丙烯酸水溶液吸收，吸收后尾气中含有少量未反应的丙烯、丙烯醛、乙醛等有机物和不溶性气体，约50%返回反应器进料系统循环使用，其余尾气送废气催化焚烧装置。吸收塔底部流出的丙烯酸水溶液约含丙烯酸20%~30%（质量分数）， 送分离工段进行分离精制。

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3 物料衡算

3.1 基础数据 3.1.1 全装置工艺数据

（1）生产规模：年产10万吨丙烯酸的生产

（2）生产时间：年工作日大约为334天，时数为8000h （3）每吨丙烯酸消耗定额：0.775t 98%丙烯

（4）全装置总收率按88%计，损耗（包括工艺损耗、机械损耗）为12%； 其中一段反应器丙烯醛的收率可达90.5%，丙烯酸收率可达6%； 二段反应器中丙烯醛的转化率可达99.2%，丙烯酸产率可达95.2%。 3.1.2 工艺配方

（1）反应器入口气体组成：原料丙烯、空气中的氧气以及水蒸气。 不同的催化剂选择不同的丙烯浓度，一般在7.0%~10.0%之间；

氧烯比一般控制在1.8:1~2.0:1之间，过低和过高的氧烯比会影响丙烯的转化率和选择性；

水蒸气的存在一是为了提高催化剂的选择性，使反应产物容易从催化剂表面解析出来；二是降低反应气中的氧浓度，以便减缓丙烯的深度氧化；另外，由于水蒸气具有较大的热容，有利于床层的热稳定[23]。

（2）反应空速[24]：

绝对空速（SV0）：一段反应器入口每小时加入的丙烯气体的体积V丙与纯催化剂体积的比值，即SV0?V丙。它反映催化剂的实际反应负荷，在120 h左右。

-1

V催相对空速（SV）：混合气体的小时体积通量V气与催化剂床层体积V床之比，即：

SV?V气V床。一般在800~2000h-1之间。

（3）反应温度：一段反应一般为300~400℃，二段反应一般在250~320℃。

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表3.1 氧化工艺配方基本参数值

反应器

一段反应器

基本参数

丙烯进料浓度/%（摩尔分数） 进料中氧气/丙烯（摩尔比） 进料中水蒸气/丙烯（摩尔比） 反应温度/℃ 空速/ h-1

丙烯醛进料浓度/%（摩尔分数） 氧气/丙烯醛（摩尔比）

二段反应器

水蒸气/丙烯醛（摩尔比） 反应温度/℃ 空速/ h-1

设计取值 8.7 1.80 0.76 325 1450 6.4 1.05 2.11 260 1650

3.2 计算基准

此过程属于连续操作过程，计算基准选时间，单位为kmol/h。 3.3 计算

在生产过程中以氧化反应为主，不考虑副反应，也不对副反应进行物料衡算[25]。 3.3.1 第一氧化反应器的物料衡算

丙烯醛第一氧化反应器丙烯空气水蒸气少量丙烯酸CO、CO2等副产物损失的丙烯催化剂

图3.1 第一氧化反应器物料衡算示意图

依照图3.1中第一氧化反应器物料衡算示意图进行计算： （1） 丙烯进料量：

每小时生产量：100000÷8000=12.5 t丙烯酸

需要98%的丙烯：12.5×0.775=9.6875 t/h=9687.5 kg/h=230.22 kmol/h

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以230.22 kmol/h 为基准，扣除损耗的1%丙烯

应有丙烯醛和丙烯酸：230.22×(1－0.01) =227.92 kmol/h 第一反应器按氧化反应总转化率96.5%计； 98%的丙烯进料量：227.92÷0.965=236.19 kmol/h

原料中含丙烯98%，则原料量应为：236.19÷0.98=241.01 kmol/h （2）水蒸气进料量：0.76×241.01=183.17 kmol/h （3）氧气进料量：1.8×241.01=433.82 kmol/h 总气体进料量：241.01÷8.7%=2770.23 kmol/h

空气进料量：2770.23－241.01－183.17=2346.05 kmol/h （4）丙烯醛出料量：241.01×90.5%=218.114 kmol/h （5）丙烯酸出料量：241.01×6%=14.46 kmol/h

（6） 副产物：241.01×2.5%=6.025 kmol/h；丙烯损失量：241.01×1%=2.41 kmol/h （7）据绝对空速可计算催化剂的用量，本设计中绝对空速取120 h-1：

SV0?V丙V241.01?22.4?V催?丙??45m3；催化剂用量：45 m3/h V催SV0120总出料量：218.114+14.46+6.025+2.41+2346.05+183.17=2770.23 kmol/h 第一氧化反应器物料平衡表如表3.2所示：

表3.2 第一氧化反应器物料平衡表

物料 丙烯 空气 水蒸气 丙烯醛 丙烯酸 副产物 损失 催化剂 合计

分子量

g·mol-1 42.08 28.95 18.02 56.06 72.06

密度

kg·m-3 1.914 1.293 1.00 0.8402 1.0511

粘度

Pa·s 1.6×10-5 1.81×10-5 0.98×10-5 0.393×10-3 1.149×10-3

45 m3/h 2770.23 摩尔进料量

kmol·h-1 241.01 2346.05 183.17

摩尔出料量

kmol·h-1

2346.05 183.17 218.114 14.46 6.025 2.41 45 m3/h 2770.23

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3.3.2 冷却器的物料衡算

丙烯醛 丙烯醛 冷却器 丙烯酸及副产物 熔盐 丙烯酸 副产物及损失的丙烯

图3.2 冷却器物料衡算示意图

依照图3.2对冷却器进行物料衡算：此过程只发生相态变化，物料平衡，因此不需要进行物料衡算。

3.3.3 第二氧化反应器的物料衡算

丙烯酸第二氧化反应器丙烯醛少量丙烯酸CO、CO2等副产物空气水蒸气催化剂副产物损失的丙烯

图3.3 第二氧化反应器物料衡算示意图

依照图3.3中第二氧化反应器物料衡算示意图进行计算： （1）丙烯醛进料量：218.114 kmol/h

（2）水蒸气进料量：2.11×218.114=460.22 kmol/h （3）氧气进料量：1.05×218.114=229.02 kmol/h 总气体进料量：218.114÷6.4%=3408.03 kmol/h

空气进料量：3408.03－218.114－460.22=2729.7 kmol/h

（4）丙烯酸进料量14.46 kmol/h；副产物6.025 kmol/h；剩余丙烯量2.41 kmol/h

总进料量：3408.03+14.46+6.025+2.41=3430.925 kmol/h （5）丙烯酸出料量：218.114×95.2%=207.64 kmol/h （6）副产物：218.114×(99.2%－95.2%) =8.724 kmol/h （7）损失的量：218.114×(1－99.2%) =1.745 kmol/h （8）空气和水蒸气的用量不变，且催化剂用量不变。

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据绝对空速可计算催化剂的用量：

SV0?V丙V218.114?22.4?V催?丙??40.7m3 V催SV0120 催化剂的量：40.7 m3/h

总出料量：207.64 +8.724 +1.745+2729.7+460.22 =3408.03 kmol/h 第二氧化反应器物料平衡表如表3.3所示：

表3.3 第二氧化反应器物料平衡表

进料

物料名称 丙烯醛 水蒸气 空气 催化剂 丙烯酸 副产物 损失 合计

摩尔进料量kmol·h-1

218.114 460.22 2729.7 40.7 m3/h 14.46 6.025 2.41 3408.03

物料名称 丙烯酸 副产物 损失 水蒸气 空气 合计

出料

摩尔出料量kmol·h-1

207.64 8.724 1.745 460.22 2729.7

3408.03

3.4 原料消耗综合表

原料消耗综合表如下表3.4所示：

表3.4 原料消耗综合表

序号 1 2

物料名称 丙烯 空气

单位 t t

7.79（二段）

3

催化剂

m3

70.17（二段） 45（一段） 40.7（二段）

0.59

4

水蒸气

t

1.314

7.36（二段） 3.3（一段）

每吨产品消耗量

0.775 7.54（一段）

每小时消耗量

10.14 70.17（一段）

每年消耗量 8.11×104 5.614×105（一段） 5.614×105（二段） 3.6×105（一段） 3.256×105（二段） 2.64×104（一段） 5.888×104（二段）

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4 热量衡算

连续操作过程属于定态操作过程，物料状态、反应状态等不随时间而变化，所以热负荷（传热速率）也不随时间变化而变化，主要计算正常操作时的传热速率[26]。 4.1 基础数据

氧化反应器中主要发生以下两个重要反应：

CH2CHCH3 + O2CH2CHCHO + 1/2 O2CH2CH2CHCHO + H2O + 3.4×105JCHCOOH + 2.52×105J

（1）反应器物料衡算数据（见氧化反应器物料平衡表）

（2）入口温度：25℃，第一反应器温度：325℃，第二反应器温度：260℃ （3）有关物性数据如表4.1所示：

表4.1 物性数据表

物料名称 丙烯 空气 水蒸气 丙烯醛 丙烯酸

定压比热容/kJ·kg-1·K-1

1.52 1.028 1.948 2.194 2.151

[27]

标准生成热/kJ·mol-1

20.42

57.798 -105.05 -336.47

导热系数/W·m-1·h-1℃-1

85.7×10-3 52.1×10-3 54.9×10-3

4.1.1 计算基准

热流量基准：kJ/h；基准温度：25℃ 4.1.2 热量衡算方程式

在化工过程中，各种热量之间的转化关系可以用热平衡方程表示：

∑Q =∑H出-∑H进

其中 ∑Q -----设备或系统与外界环境交换热量之和，通常包括热损失，kJ；

∑H出----离开设备或系统各股物料的焓之和，kJ； ∑H进----进入设备或系统各股物料的焓之和，kJ。

在解决实际问题时，热平衡方程式写成以下形式更容易计算： QT = Q1+Q2+Q3+Q4

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式中 QT ----设备或系统内物料与外界交换热量之和（传入为正 ，传出为负），kJ；

Q1-----由于物料温度变化，系统与外界交换的热量，kJ；

Q2-----由于物料发生各种变化（化学变化、相变、溶解、混合等），系统与外界交换的热量（吸热为正、放热为负）， kJ；

Q3-----由于设备温度变化，系统与外界交换的热量（设备升温为正、降温为负）， kJ；

Q4-----设备向外界环境散失的热量（操作温度高于环境温度为正、低于环境温度为负），kJ。

上式也可以写成如下形式：qT =q1+q2+q3+q4 （kJ/h） 4.2 热量衡算式中各参数计算方法[28]

1、q1的计算：认为反应器内压力不变，即整个过程为恒压变化过程

q1?w?CPdT

T2T12、q2的计算：q2???Hr（标准化学反应热）

3、q3的计算：对于连续操作，由于操作过程是在定态条件下进行的，物料温度与设备温度都不随时间变化，此时q3=0。

4、q4的计算：设备温度高于环境温度时，q4＞0，设备操作温度低于环境温度时，q4＜0。在实际操作中，若设备有保温层，为简化计算，常取热损失速率为总速率的10%。 4.3 计算

主要对一段、二段氧化反应器以及冷却器进行热量衡算； 第一反应器进料温度为250℃，反应温度为325℃； 第二反应器进料温度210℃，反应温度260℃。 4.3.1 氧化反应器热量衡算

1、第一氧化反应器热量衡算 （1）q1的计算：

q1?q出料?q进料??w出料Cp(325℃)?T??w进料Cp(250℃)?T

q出料=(218.114×56.06×2.194+14.46×72.06×2.151+2346.05×28.95×1.028+183.17×

18.02×1.914) ×(325-25)=31561747.97 kJ/h

第 14 页 共 35 页

q进料=(241.01×42.08×1.52+2346.05×28.95×1.028 +183.17×18.02×1.914)×(250-

25)=20599385.72 kJ/h

q1= q出料－q进料=10962362.25=1.1×107 kJ/h （2）q2的计算：

218.114×1000－(－20.42)×241.01×1000=27856111.3 q2???Hr=105.15×= 2.786×107 kJ/h （3）q3的计算：

对于连续操作，由于操作过程是在定态条件下进行的，物料温度与设备温度都不随时间变化，所以q3=0

（4）q4的计算：

常取热损失速率为总速率的10%； q4=10%×(1.1×107+2.786×107)= 3.88×106 kJ/h （5）qT的计算：

qT =q1+q2 +q4 =1.1×107+2.786×107+3.88×106 = 4.27×107 kJ/h （6）计算设备热负荷和熔盐消耗量：

氧化反应是连续操作过程，所以设备热负荷应当等于qT，为4.27×107 kJ/h 熔盐（55%KNO3+45%NaNO2），进口温度275℃，出口温度为280℃ 其比热为55%×0.332+45%×0.43=0.3761cal/g·℃=1.575 kJ/kg·℃ 熔盐对管壁给热系数α可取2717 kJ/(m2·h·℃)

4.27?107?5.42?106kg/h 所以Gh?1.575?(280?275)（7）电能消耗量的计算： 据公式E?qT，η为用电设备的电功功率（一般取0.85~0.95），设计取0.9；3600?4.27?107?13179kw 所以E?3600?0.92、第二氧化反应器的热量衡算方法同第一反应器，其计算结果如表4.2所示。

第 15 页 共 35 页

表4.2 第一氧化反应器、第二氧化反应器热量衡算表 系统与外界交换的热量

q1/(kJ/h) q2/(kJ/h) q4/(kJ/h) qT/(kJ/h) Gh/(kg/h) E/kw

第一氧化反应器

1.1×107 2.786×107 3.88×106 4.27×107 5.42×106 13179

第二氧化反应器

7.32×105 4.69×107 4.76×106 5.24×107 6.65×106 16173

4.3.2 冷却器的热量衡算

1、计算依据

进口温度：275℃；出口温度：280℃ 冷却剂：熔盐，其冷凝热为2717 kJ/kg

2、热衡算求冷取器的热负荷和熔盐的用量，冷损失按10%计算 需要熔盐提供的热量：

Q=1.1×[(218.114×56.06×2.194+14.46×72.06×2.151+2346.05×28.95×1.028+183.17 ×18.02×1.914)×(325-260) ]=7.52×106 kJ/h 加热熔盐用量：W= Q/2717=2767.76kg/h 4.4 动力消耗综合表

动力消耗综合表如表4.3所示：

表4.3动力消耗综合表

序号 1 2 3 4

物料名称 熔盐 蒸气 电 锅炉用水

单位 t t kw·h t

每吨产品消耗量

35 30 400 9

每小时消耗量

2.8 3518.3 13179 15000

每年消耗量 2.24×104 2.81×107 1.05×108 1.2×108

第 16 页 共 35 页

5 设备的工艺设计

5.1 主体设备工艺设计 5.1.1 氧化反应器的设计计算[29]

常用的氧化反应器有搅拌式氧化器和气固氧化反应器，搅拌式氧化器主要用于使用化学氧化剂的液相氧化过程，而气固氧化反应器是以空气—物料气体或氧化—物料气体通过固体催化剂接触而反应的过程，这类反应器通常以气固流化床和气固固定床为多，在工业生产中广泛使用。本设计采用列管式固定床氧化反应器，此类反应器为列管式结构，传热面积大，有利于强放热反应。

1、计算催化剂床层体积、直径及高度 对于第一反应器： 床层体积：SV?V气V床?V床?V气SV?2770.23?22.4?42.8m3

1450床层直径：D?4v4?2770.23?22.4?D??4.7m2

3600?u3600???1其中u为空床操作气速，取1m/s；

催化剂平均粒径取5mm，床层孔隙率ε取0.48； 床层高度：L?V床(1??)?L?D242.8?4.75m 2(1?0.48)?0.785?4.7?4经圆整，取4.8m 同理，对于第二反应器： 床层体积：SV?V气V床?V床?V气SV?3408.03?22.4?46.27m3

1650床层直径：D?4v4?3408.03?22.4?D??5.2m2

3600?u3600???1其中u为空床操作气速，取1m/s；

催化剂平均粒径取5mm，床层孔隙率ε取0.48；

第 17 页 共 35 页

床层高度：L?V床(1??)?4?L?D246.27?4.19m 2(1?0.48)?0.785?5.2经圆整，取4.2m 2、反应器管数n

给定管子φ30×2.5，故管内径dt为25mm，即为0.025米；管长为5米，催化剂充填高度L为4.8米。

因此n?V床?dt2L4?n?42.8?18174

0.785?0.0252?4.8V床?n?46.27?22455 20.785?0.025?4.2同理，对于第二反应器：n??dt2L43、反应器材料：由于丙烯酸具有较强的腐蚀性，本设计选用经过钝化处理的碳钢材质Q235-A，接管材料选用20号钢。

4、核算换热面积

该反应是放热反应，需要移走热量，床层是被冷却的，因此床层对壁总给热系数按下式计算：

床层被冷却时，?t??fdt3.5(dpG?)0.7exp(?4.6dpdt)

h-1-1

式中?f——流体导热系数，kJ·m-1·℃；G——表观质量流速，kg·m-2·h-1；

s ；dp——催化剂粒径；dt——列管内径 ?——流体粘度，Pa·

总进料量：m=241.01×42.08+2346.05×28.95 +183.17×18.02=81360.57kg/h

（1.316?1.6?12.8?1.81?0.98）?10?5?混??1.737?10?5Pa?s

1.316?12.8?1（1.316?85.7?12.8?52.1?54.9）?10?3?f??55.21?10?3kJ/(m?h?℃)

1.316?12.8?11.316?1.914?12.8?1.293?1.00?1.328kg/m3

1.316?12.8?181360.57G??9298kg/m?2?h?1

?17835?(0.025)24?混?第 18 页 共 35 页

Re?dpG??0.005?9298?743.46

1.737?10?5?3600床层对壁总给热系数：

55.21?10?30.005?t??3.5?743.460.7exp(?4.6?)?315.12kJ/m2?h?℃

0.0250.025总传热系数：K?11dt?壁dt?垢????t?2d0?钢dm?垢1

查得碳钢管的导热系数为λ=167.5kJ/(m·h·℃)

K?1?282.37kJ/m2?h?℃

110.0250.0025?0.025????4.78?10?5315.1227170.03167.5?0.0275整个反应器床层可近似视为等温，为325℃，则传热推动力为：

?tm?(325?275)?(325?280)?47.5℃

2Qc3.886?107?A需??2897.28m2 需要传热面积：A需?K?tm282.37?47.5实际传热面积为A实??dtLn?A实?3.14?0.025?4.8?18174?6847.96m2

A实＞A需，故能满足传热要求。

5、反应床层压力降的计算

修正雷诺数：ReM?dpG11()?743.46?()?1429.73＞1000 ?1??1?0.482?fu1???P(1??)2?u?150?1.75固定床压降计算公式为 L?3ds2gcdsgc?3当ReM＞1000时，为充分湍流，计算压降时可以略去第一项，因此

?fu21??G21???P?1.75(3)L?1.75?(3)L

dsgc?ds?f?(9298/3600)21?0.48?P?1.75??()?4.8?39679Pa?39.679kPa 30.005?1.3280.48第二氧化反应器的计算方法与第一氧化反应器的计算方法相同。

第 19 页 共 35 页

第一、第二氧化反应器的各数值如表5.1所示：

表5.1 第一、第二氧化反应器换热面积核算及床层压力降值

项目

床层对壁总给热系数?t/kJ?m?h?℃ 总传热系数K/kJ?m?h?℃ 需要传热面积A需/m 实际传热面积A实/m 床层压力降?P/kPa

22?2?1?1第一氧化反应器

315.12 282.37 2897.28 6847.96 39.679

第二氧化反应器

169.31 159.38 6291.75 7403.4 35.574

?2?1?15.1.2 反应器零部件选用与设计

（1）容器法兰：选用JB4702-92乙型平焊法兰，公称压力PN1.0，公称直径DN3200；法兰材料选用20（锻），质量为471.9 kg；螺栓材料选用40Cr；螺母材料选用35，凹凸密封面，配60个M24螺栓。

（2）人孔：选用JB580-79回孔盖人孔，公称压力Pg10，公称直径Dg500，采用一类材料，A型密封面，人孔标记为AIPg10Dg500JB580-79。

（3）视镜：选用2个HGJ501-86Pg10Dg100碳钢视镜，设在反应器盖上，用于观察反应器内物料变化情况。

（4）仪表测量口：测温口一般设在反应器底部，温度计要插入反应液中，为保护温度计，可将温度计放入金属套管中；测压口设在反应器釜盖上，安装螺纹为M27×2。

（5）安全装置口：由于反应器一般为密闭式操作，反应器过程有时带正压或负压，有时有气体产生，为了安全操作，需要在釜盖上设置安全阀口或放空口。

（6）开孔补强：在人孔、加料和出料管口以及蒸汽进出口设置补强圈，补强圈按JB1207-73选用，即人孔处补强圈Dg500×12，加料和出料口Dg100×12，蒸汽进出口Dg80×8。

（7）支座：选用悬挂式支座，JB1165-81，共4个。配M30地脚螺栓，设置加强垫板。

第 20 页 共 35 页

纳税按收入的20%计算，则每年纳税的金额为：824.8×20%=164.96万元 年纯利润估算：824.8－164.96=659.84万元 7.4 社会效益分析

由经济衡算可以知道，车间总投资为：212＋1000＋200=1412万元，车间年纯713.3个工作日。

第 31 页共 35 页利润为659.84万元，所以2.14年能收回成本，即

8 安全环保评价

8.1 装置安全设计

丙烯酸生产过程将易燃易爆的丙烯和氧气等原料在催化剂作用下合成丙烯酸，这些烃类原料一旦发生泄漏而造成爆炸或火灾将是灾难性的事故，因而装置的设计和生产的安全性就显得极为重要。目前丙烯酸氧化车间装置安全设计遵循以下安全设计思想[36]。

（1）工艺的安全性：具体措施包括评价由无物料特性引起的危险性和操作条件产生的危险性、抑制反应的失控、设定数据测定点、选择安全泄压装置通风装置和材质尽量选择耐应力性、耐腐蚀性、耐疲劳性、耐火耐热性等。

（2）防止运转中的事故：尽力防止由运转中所发生的事故而引起的灾害，如

三废处理、公用过程消耗等。

（3）防止扩大受害范围：总图布置合理、耐火结构、紧急断流装置、安全急救措施、防爆结构等。 8.2 三废及环保评价

本设计采用高效催化剂生产工艺，且未反应的丙烯循环回反应装置，使烃类泄露点大大减少；由于阀门和法兰制造标准的提高，使得向空气中泄漏的挥发性有机物也大大减少，极大减少了三废的排放。

第 32 页 共 35 页

9 总结

在世界范围内，丙烯酸的需求还在继续增加，它的应用领域广，市场缺口大。所以我国丙烯酸行业必须加快丙烯酸生产工艺以及催化剂的国产化，并着力探索工艺简单、成本低、环境友好的丙烯氧化工艺。本课题基于以上现状，采用丙烯两段气相催化氧化法制备丙烯酸，比起其他制备路线，具有原料价廉易得，消耗低，产品质量好，三废少等优点。

1、高效催化剂的应用在缩短生产周期的前提下，增加了单位时间的产率，降低了动力消耗和管理费用，也就增进了经济效益，提高了产品的竞争能力，为企业创造更大的收益；两段氧化反应器的应用也使环保问题得到了改善，注意回收与再利用的价值，使该装置成为比较环保的石油化工装置，使生产与环境的改善相结合。

2、此工业设计遵循安全设计的思想，采用较为成熟的生产工艺技术与设备，通过选择成熟的工艺路线，使生产和操作更科学、更合理、更具有人性化，适合我国的国情，实现了产品价值的提升，使丙烯酸工业稳定发展。

第 33 页 共 35 页

参 考 文 献

[1] 李汝新.丙烯酸及酯的市场分析[J].甘肃科技,2006,22(5):1-8. [2] 张翼鸿.世界丙烯酸化工新进展[J].现代化工,1997,7:9-12.

[3] 陶子斌.世界通用丙烯酸及其酯类发展概况[J].丙烯酸化工与应用,2000, 13(1):1-9.

[4] 袁霞光.丙烯酸废水湿式催化氧化催化剂及工艺研究[D].北京:北京化工大学, 2003.

[5] 陶子斌.丙烯酸生产与应用技术[M].北京:化学工业出版社,2007,58-66. [6] 桑磊.丙烯氧化工艺的研究[D].山东:山东科技大学,2007.

[7] 冯琦瑶,罗国华,魏飞.丙烯催化氧化制丙烯酸的两段流化床工艺[J].过程工程学报,2008, 8(1):83-86.

[8] 蔡世干.石油化工工艺学[M].北京:中国石化出版社,2006,144-147.

[9] 景志刚,王学丽,南洋等.丙烯酸生产工艺发展趋势[J].当代化工,2008,37(3): 312-315.

[10] 高军.丙烯酸生产所用催化剂的浅析[J].化学工程与装备,2009,6:38-39.

[11] Bu Young Jo, Eun Ju Kim,Sang Heup Moon. Performance of Mo12Bi1.0Co4.4Fe1.0

K0.07Ox catalysts prepared from a sol-gel solution containing added ethylene glycol in the partial oxidation of propylene to acrylic acid[J]. Applied Catalysis A:General, 2009,358:180-185.

[12] 黄雨三.化工原料的生产加工技术标准与质量检验检测实用手册中卷[M].山东:

齐鲁音像出版社,2003,187-190.

[13] 周锦,宋明信,袁宏.国内外丙烯酸的产能及市场[J].石化技术,2008,15(3):53-56. [14] 张莹莹,王立娟.丙烯酸生产所用催化剂的研究[J].化学工程与装备,2009,

7:135-137.

[15] 杨华.国内外丙烯酸(酯)市场现状与发展趋势[J].化工中间体,2004,1(6):1-6. [16] 梁凤凯,舒均杰.有机化工生产技术[M].北京:化学工业出版社,2003,232-235. [17] 薛宏庆.丙烯酸及酯生产现状和技术进展[J].化工设计,2005,15(2):3-7. [18] 唐秋灵.丙烯酸生产概况及市场分析[J].中国新技术新产品,2008,10:103.

第 34 页 共 35 页

[19] 高晓丽,王沛熹.丙烯酸工业发展趋势[J].精细化工原料及中间体,2004,3:27-30. [20] 薛祖源.丙烯酸(酯)生产工艺技术评析和今后发展意见[J].上海化工,2006,

31(3):40-44.

[21] 王静康.化工设计[M].北京:化学工业出版社,2000,34-55.

[22] 左识之.精细化工反应器及车间工艺设计.上海:华东理工大学出版社,1996,

193-194, 79-100.

[23] 陈声宗.化工设计[M].北京:化学工业出版社,2001,43-53.

[24] 化学工业出版社组织编写.化工生产流程图解(下册)[M].北京:化学工业出版社,

1997,368-370.

[25] 张洋.高聚物合成工艺设计基础[M]. 北京:化学工业出版社,1998,125-132. [26] 谢端绥,苏元复.化工工艺算图之工艺计算[M]. 北京:化学工业出版社,1990,

186-198.

[27] 黄英.化工过程设计[M].西安:西北工业大学出版社,2005,392-425. [28] 王正烈,周亚平.物理化学(第四版) [M].北京:高等教育出版社,2003,45-52. [29] 国家医药管理局上海医药设计院.化工工艺设计手册[M].北京:化学工业出版

社,1985,192-245.

[30] 贺匡国.化工容器及设备简明设计手册[M]. 北京:化学工业出版社,2001,121. [31] 蔡仁良.化工容器设计例题习题集[M].北京:化学工业出版社,2004,172-175. [32] 陈仁学.化学反应工程与反应器[M].北京:国防工业出版社,1988,90-123. [33] 余国琮,时钧,汪家鼎等.化学工程手册(第二版)上卷[M]. 北京:化学工业出版社

2000:269-368.

[34] 陈敏恒,丛德滋,方图南等.化工原理(第二版)[M].北京:化学工业出版社,2005,

92-125.

[35] 汤善甫,朱思明.化工设备机械基础(第二版)[M].上海:华东理工大学出版社,

2004,314-347.

[36] 黄璐,王保国.化工设计[M].北京:化学工业出版社,2004,328-335.

第 35 页 共 35 页

5.2 辅助设备的设计 5.2.1 冷凝器的设计选型[30]

需要设置反应器外传热，设计列管式冷凝器，其传热系数为370~730kcal/ m2·h·℃，熔盐在其中的流速为3m/s。

（1）计算依据：

① 进口温度275℃，出口温度280℃； ② 热负荷为7.52×106kJ/h=2.09×106J/s （2）计算换热面积：

①总传热系数：管壳式换热器作加热器时，设计取282.37 W/m2·℃ ②对数平均温差：热端温差为325－275=50℃，冷端温差为325－280=45℃

?tm?50?45?47.5℃ 50ln45③换热面积A=2.09×106/(282.37×47.5)=155.83 m2，取安全系数为1.25，则需换热面积为200 m2

（3）换热器的选型：

选用管壳式换热器，JB1145-71-2-33，换热面积为200 m2，公称直径为Dg800mm，管长6000 mm，管程数Ⅵ，管数444，设备型号为G800Ⅵ-16-200 5.2.2 动力设备的选型[31]

1、循环气压缩机

本设计选用的是D-29/49-53型。

吸入压力为4.9MPa，吸入温度为25℃；排出压力为5.3Mpa，排出温度为25℃； 容积流量：68.4 m3/min（吸入状态）； 活塞行程为240mm，转速：375r/min. 2、丙烯原料气压缩机

本设计选用的是M-155/55型（2台）。

最初吸气压力为0.002MPa （表压），最初吸气温度为≤40℃： 最终排气压力为5.5MPa （表压）；

容积流量为90m3/min（一级吸气状态）；转速为333r/min； 活塞行程为360mm；压缩级数为四级。

第 21 页 共 35 页

5.2.3 泵和管路的选型

1、泵的选型 （1）基础数据

输送介质：丙烯 操作温度：25℃ 流量：5300 m3/h

考虑1.2倍的安全系数，则V=5300×1.2=6360 m3/h 入口液面到泵中心距离：4.5 出口液面到泵中心距离：6.5

吸入管管长：30m；

管径φ200mm×6mm，阀门1个，止回阀1个，三通2个，90°弯头5个 排出管管长：150m；

管径φ150mm×4.0mm，阀门1个，止回阀1个，三通2个，90°弯头10个 （2）选泵

连续操作，要求流量均匀且易调节，流量大，扬程不太大时，选择离心泵。 根据流量、扬程及性质，确定选择IS型单级单吸离心泵。

具体型号查《化工原理》上册附表，确定为IS80—50—315型。有关性能如表5.2：

（3）计算轴功率、电机功率

① 有效功率Pe=QvHeρg =6360/3600×125×1.914×9.81×10-3=4.15kw

② 轴功率Pa=Pe/?=4.15/0.95=4.37 kw（齿轮传动时，?取0.9~0.95；皮带轮传动时，?取0.9~0.95，设计取0.95）

③ 电机功率P=K

Pa?=1.25×4.37/0.95=5.75 kw（K为电机富裕系数，当Pa在

6.5至17范围内时，K取1.25）

（4）选电机

配套电机功率37kW，轴功率为31.5 kW。

泵台数2台（正常生产1台，备用1台），两者并联在管路中，以便于发生故障时切换使用。

第 22 页 共 35 页

（5）风机的选择

主要依据是气体性质、气体流量、出口压强或压缩比、输送条件等决定；综合考虑，选择压缩机，其压缩比小于4。

表5.2 离心泵的性能表

序号 1 2 3 4 5 6

项目 转速 流量 扬程 效率 叶轮直径 叶轮出口宽度

轴功率

7

功率

电机功率

8 9

允许气蚀余量 质量（泵/底座）

m kg kw

5.75 2.5 125/160

单位 r/min m/h m η mm mm

3

数据 2900 6360 125 54% 280 7.5 4.37

2、 管路的设计[32] （1）管材的选择

按管子的材质可将管子分为以下两类：金属管和非金属管。根据输送介质的温度、压力、腐蚀性、价格及供应等情况选择所用的管材。选择GB8163-87无缝钢管，所用材料为16Mn。

（2）管道工艺计算

管径的计算：以经济性为原则，管径大，管壁厚，管道及阀门费用增加，因此投资费用高；管径小，管道内的流速增加，流体阻力增加，动力消耗增加，因此操作费用高。

实际设计中，由于工作量及进度的限制，不可能对所有管道进行经济比较，一般用常用流速的经验值估算管径。

① 流速的选择：

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考虑输送流体的特性、状态和操作要求等，为了防止流体过高引起管道磨损、振动和噪声等现象，液体的流速一般不超过3m/s，气体流速一般不超过100 m/s，设计取90m/s。

② 管径的计算：

根据选定的流速计算管子的内径，d?4VV?1.129=0.144m； ?uu其中d为管子内径，m；V为流体在操作条件下的体积流量，m3/s；u为平均流速，m/s。

③ 管子壁厚的选择：

根据设计压力、管材、材料允许压力等因素计算最小壁厚，再考虑腐蚀余量后，选取标准中对应的壁厚，管径尺寸φ150mm×4mm。 5.2.4 物料进、出料管径确定

V丙烯?m?m?241.01?42.08?1.472m3/s

1.914?36002346.05?28.95?14.59m3/s

1.293?3600?183.17?18.02?0.917m3/s

1?36004VV1.472?1.129?1.129?0.144，经圆整后，其尺?uu90V空气???V水蒸气?m?则丙烯进料管径d?寸为φ150mm×3mm；

空气进料管径d?φ500mm×10mm；

水蒸气进料管径d?φ120mm×3mm。 5.3 工艺设备一览表

4V14.59?0.455m，经圆整后，其尺寸为=1.129??u904V0.917?0.114m，经圆整后，其尺寸为=1.129??u90工艺设备一览表如表5.3所示：

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表5.3 丙烯酸氧化工段工艺设备一览表

序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21

设备名称 第一氧化反应器 第二氧化反应器

封头 减速机 电动机 容器法兰 螺栓 螺母 垫片 人孔 视镜 温度计 支座 地脚螺栓 机械密封 泵 风机 接管 接管 接管 冷凝器

规格

直径4700 mm高5000mm 直径4200 mm高5500mm DN4700×32、DN4200×32、 减速X系列行星摆线针轮

功率120kW PN1.0 DN3200 M24×130 凹凸密封面M24 210×176×3

Pg10 Dg500 A型密封面

Pg10Dg100

- 悬挂式支座

M30

MS-2001-060-BAUVFE IS型单级单吸离心泵

鼓风机 φ500×10 φ150×3 φ120×3 列管式冷凝器

设备型号

- - JB/T4737-95 XLD55-11 X11YB280M-6 JB4702-92 JB/T4707-2000 GB/T6170-2000

- JB580-79 HGJ501-86 01-6/6 JB1165-81 GB/T5782-2000 HG21571-95 IS80-50-315

- GB/T8163-87 GB/T8163-87 GB/T8163-87

-

材料 Q235-A Q235-A Q235-A - - 20（锻） 40Cr 35 石棉橡胶 一类材料 碳钢 组合件 组合件 8.8 组合件 组合件 组合件 20号钢 20号钢 20号钢 -

数量 2 2 2

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6 车间布置设计

6.1 概述

车间布置包括车间厂房布置与车间设备布置两部分内容，车间厂房布置主要内容是设计整个车间的厂房结构，并针对各种生产设施、生产辅助设施等进行布局安排，主要根据生产规模、生产特点、工艺及相关专业技术要求、投资能力、场区面积和地形等因素而定；车间设备布置设计主要内容是确定各生产设备在车间厂房中的空间位置。

随着化工设置大型化，车间布置总的发展趋势呈以下特点：①露天化②流程化③集中化④定型化[33]。

6.2 车间布置的基本原则和要求

车间布置的基本原则：①满足工业生产及各专业设计要求，便于安装、操作、维修，便于管理，方便生活；②严格遵守相关的国家及行业规范，严格考虑建筑物的安全性及生产、生活的安全性；③在满足生产、生活的前提条件下，应尽量降低投资建设费用，提高经济效益；④在可能的条件下，适当考虑发展余地，为扩大生产留出建筑余地；⑤车间布局应合理、整齐、协调、美观、舒适，为工人创造良好的工作环境。

车间布置涉及面较广，但大致可以归纳为以下几个方面[34]： 1、厂房建筑

（1）厂房平面力求简单化，以利用建筑定型化和施工机械化。常用形式有直线型、T型和L型。

（2）柱间距多用6×6，一般不超过12m。总跨度：多层一般≤24m，单层≤30m。常用厂房总跨度有6m、12m、18m、24m、30m，一般有机化工车间总跨度为2~3个柱网跨度。

（3）层高与设备的高低、安装位置有关，一般每层4m～6m，最低不低于3.2m，净空高度不得低于2.6m。

以上三方面尽量符合建筑模数（标准化）的要求。

（4）在可能情况下尽量采用露天化和敞开式设计，这样既能节省投资，又有利于通风采光、防爆、放毒等安全需要。

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（5）在不影响流程情况下，较高设备集中布置，可简化厂房立体化布置，又省投资。

（6）笨重设备和震动设备尽量布置底楼的地面。同类设备可尽量集中。 （7）设备穿孔必须避开主梁。

（8）厂房出入口、交通道、楼梯等都需精心安排。一般厂房大门宽度要比通过的设备宽度大0.2m以上，满载的运输设备大0.6m～1.0m，单门宽一般900mm，双门宽有1200mm、1500mm、1800mm，楼梯的坡度45o～60o，主楼梯45o的较多。

2、生产操作[35]

（1）设备布置尽量和工艺流程一致，避免交叉往返送料。尽量采用位差送料，一般从高层到低层设备布置槽→反应设备→贮槽、重型设备和震动设备。

（2）相互有联系的设备尽量靠近，但要考虑操作、行人通道、送料及半成品堆放等空地。

（3）相同、相似设备尽可能对称、集中，以利操作管理及水、电、气等供应。 （4）考虑进出料、取样、观察等方便。 3、设备装修

（1）不仅要考虑安装时设备的进出，而且要考虑各单个设备的更换和检修，保证足够的空间和通道。

（2）二层楼以上的设备，需在下层设吊孔，对庞大特殊设备在封闭式厂房中可先装设备后砌墙。

（3）要考虑起吊装置，如塔顶、房梁设永久吊架。 4、安全要求

（1）采光要好，尽量避光操作，高大设备避免靠窗挡光。

（2）通风要好，高温、有毒、易燃、易爆车间尽可能取敞开式，以利通风散热。机械通风效果要好，应根据逸出气体或粉尘量的允许浓度确定通风量和通风次数。

（3）有毒物质的设备放置下风，操作单位应在上风。剧毒物质的设备要隔离操作、单独排风。

（4）防爆车间尽可能使用单层厂房，避免车间有死角。建筑物泄压面积一般为0.05m2/m3。多层的楼板要有泄压孔，设计放火、防爆墙，设置双斗门，门窗朝

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外。门净宽不小于0.8m，净高不低于2m，走道净宽不小于1.4m，楼梯最小宽度不小于1.1m。二楼以上要考虑紧急疏散等设施。要考虑消防设施、设备。

（5）对腐蚀性的介质，除考虑设备外还要考虑墙、柱、地屏等防护要求。 5、车间辅助用室及生活用室的配置：

如自控室、动力间、变配电室、通风除尘室、机修间、办公室、化验室、休息室、更衣间、厕所等，对防爆及毒性大的车间，上述各项尽量避免设在车间内。

6、设备之间及设备与建筑物之间的一般安全距离见表6.1。

表6.1 一般安全距离

场 合 往复运动部分离墙 回旋运动部分离墙 回旋机械之间

泵间 泵列间 吊动物与设备最高点

贮槽之间

设备盖上转动装置离天花板 通廊、操作通行部分净高 设备与墙之间一人操作 设备与墙之间无人操作 二设备间二人操作小车通过 二设备间一人操作小车通过 二设备间二人操作偶有人过 二设备间二人操作常有人过 二设备间一人操作偶有人过

安全距离/m

1.5 0.8~1.0 0.8~1.2 1.0 1.5 0.4 0.4~0.6 0.8 2.0 1.0 0.5 3.1 1.9 1.8 2.4 1.2

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7 经济性分析

7.1 投资估算

生产规模：年产100000吨丙烯酸； 生产安排：年生产小时数为8000小时； 1、生产工人（采用4班制）：

第一氧化工段4人，第二氧化工段6人，技术工人3人，维修工人3人，水电人员3人，库管工人2人，管理人员1人，合计22人；总人数88人。

2、设备投资：各设备的投资估算情况见表7.1

表7.1 设备投资

设备名称 第一氧化反应器 第二氧化反应器

冷凝器 预热器 汽化器 原料贮槽 泵 合计

数量/个 2 2 4 4 4 6 6 28

单价/元 200000 200000 15000 15000 20000 15000 5000 470000

金额/万元

40 40 6 6 8 9 3 112

运输费50万元，装备费30万元，其他设备20万元； 则设备总投资为212万元。 3、固定资产投资：

若建设2000m2厂房，按造价5000元/m2，其资金为1000万元； 上下水工程，电气工程，其资金为200万元； 则固定资产总投资为1200万元。 7.2 成本估算

1、原料估算见表7.2

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表7.2 原料价格

物料名称 丙烯 催化剂 合计

年消耗量/吨 8.11×104

单价/元·吨-1 11000

年需金额/万元

89210 1000 90210

2、水、电等费用的成本估算见表7.3

表7.3 水电费成本表

名称 熔盐 锅炉用水 电 水蒸气 合计

消耗量 35 t 9 t

15.2kw（泵）；19.8kw（照明）

30 t -

单价/元 500 20 2 30 552

年需金额/万元

17500 180 70 900 18650

3、人员工资估算

按人均每个月2000元计算，人均福利为每年3000元/人，保险等其它费用为每年4000元/人，则每年用于工人工资和福利金额为：

88×(2000×12+3000+4000)=272.8万元

4、设备折旧费按使用期为20年，年折旧费按设备总投资的4%计算， 则所需费用：212×4%=8.48万元

5、年维修费用按设备总投资的5%计算，所需费用：212×5%=10.6万元 6、年管理费用按设备总投资的4%计算，所需费用：212×4%=8.48万元 7、年其它费用按设备总投资的7%计算，所需费用：212×7%=14.84万元 8、成本估算

成本=原料成本+工资+水电费+设备折旧费+维修费+管理费+其它费用

=90210＋272.8＋18650＋8.48＋10.6＋8.48＋14.84 =109175.2万元

7.3 经济效益分析

每吨丙烯酸为11000元，则每年所得收入为：11000×10=110000万元 收入－支出=110000－109175.2=824.8万元

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