CN105001073B - 低能耗物耗、少废物排放的pta生产方法和系统 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种低能耗物耗、少废物排放的PTA生产方法和系统，将氧化反应器尾气输出经第一级蒸汽发生器副产蒸汽后送入醋酸回收塔回收醋酸，将精制母液回流到醋酸回收塔，用压力过滤机取代原真空过滤机，并将滤饼直接打浆供给精制工段，通过萃取回收醋酸，通过萃取进行氧化母液处理，将去除了醋酸甲酯后的醋酸回收塔顶回流液用于氧化和精制工段的滤饼洗涤和精制工段的浆料调配。本发明不仅可有效控制尾气、废水中的醋酸消耗，高效回收精制母液的有机物并实现水的重复利用，降低蒸汽、电能消耗，减少废物排放，而且还增加了苯甲酸、混苯二甲酸等副产品，且工艺流程短、可操作性强、生产成本低、装置投资低。

Description

低能耗物耗、少废物排放的PTA生产方法和系统

技术领域

本发明涉及一种PTA生产方法，相比传统的PTA生产方法其原料、工艺溶剂、催化剂以及蒸汽消耗均显著降低，是一种低能耗低物耗的新型PTA生产工艺。

背景技术

精对苯二甲酸（Purified Terephthalic Acid，简称PTA）是生产聚酯纤维和树脂的主要原料，常温下为无毒无味的白色晶体或粉末，是重要的大宗化工产品，与人民的日常生活息息相关。

PTA目前主要采用对二甲苯（p-Xylene，简称PX）空气氧化法生产，工艺过程主要包括氧化和精制两个工段，并与氧化母液处理和氧化尾气处理等配套工艺形成一整套工艺系统，图2是传统PTA生产工艺的一个实施例的流程图。

（1）氧化

原料PX300在氧化反应器201中以醋酸为溶剂在钴锰溴催化剂302作用下与空气301中氧气发生氧化反应生成对苯二甲酸TA，大部分对苯二甲酸在反应器中结晶出来形成浆料；浆料经过氧化结晶器202-204逐级降温降压闪蒸和结晶后送入氧化过滤机205（通常为旋转真空过滤机），浆料在过滤机中依次完成过滤、滤饼洗涤、吹气干燥共三个过程：首先进行过滤，即将大部分液相与TA晶体分离，滤饼含湿率控制在28wt%，过滤母液为91%的醋酸，除少部分送至母液处理子系统外，大部分母液返回至氧化反应器；然后对滤饼进行洗涤，洗涤过程采用一道含10%水的醋酸溶液洗涤；最后进行吹气干燥，干燥气体为干燥后的氧化尾气，过滤机出来的滤饼经干燥机206干燥后得到中间产品粗对苯二甲酸（简称CTA），用风送系统送至中间料仓207，过滤机205过滤得到的氧化母液大部分返回氧化反应器、少部分抽出去进行氧化母液处理。

（2）精制

从中间料仓207出来的粗对苯二甲酸粉料与热水在精制浆料调配罐208中进行打浆得到浆料，浆料经过六级精制浆料加热器209-214逐级加热，经过加热的浆料在加氢反应器215中与氢气303进行加氢反应，加氢反应催化剂为钯炭固体颗粒，加氢反应使CTA中的杂质对羧基苯甲醛（简称4-CBA）与氢气发生反应还原为较易溶于水的PT酸（即对甲基苯甲酸，也是CTA中另一种杂质成分），加氢反应器215的出料经精制结晶器216-220进行降温降压闪蒸、结晶，精制结晶器220底部出料送至精制压力过滤机221进行固液分离，经过精制压力过滤机221中的依次过滤、滤饼洗涤和气体干燥得到滤饼和精制母液（由过滤滤液和洗涤滤液组成），滤饼经PTA干燥机222干燥后成为PTA产品304，精制母液依次经闪蒸、降温、过滤处理，滤液以精制废水的形式直接排放至污水站。

（3）溶剂回收

从氧化反应器201顶部出来的氧化尾气依次经过蒸汽发生器231-234冷凝并副产水蒸汽，然后再经过除盐水冷却器235继续冷却后去反应器回流罐236进行气液分离，回流罐出口气相经冷却器237冷却后送去氧化尾气处理（进入高压吸收塔238），回流罐236出口液相（含水醋酸）一部分去脱水塔251（共沸剂为乙酸正丁酯）进行共沸精馏脱水，其余回氧化反应器201；脱水塔251底部出口液相少量返回至氧化反应器201，主要用作装置喷淋酸，一部分作为整个系统的冲洗醋酸306，其余作为洗涤醋酸经冷凝器252送至高压吸收塔238；脱水塔251塔顶气相经冷却器253冷却后在倾析器254中实现油相和水相的分离，油相返回至脱水塔循环使用，水相送入共沸剂回收塔255，醋酸甲酯被汽提从共沸剂回收塔255塔顶排出经过冷却器256冷却回收至氧化反应器201，塔中部共沸剂采出送至倾析器254，塔釜液作为废水排出装置送至污水处理站257。

（4）氧化尾气处理

氧化尾气处理的目的是对氧化尾气进行净化利用，处理过程是：来自冷却器237的氧化尾气进入高压吸收塔238塔底，高压吸收塔中部采用从脱水塔251底部经冷却器252冷却后的浓醋酸喷淋，顶部采用除盐水305喷淋，高压吸收塔顶部出口气相去尾气焚烧系统239净化，净化后的尾气去尾气膨胀机240减压做功，减压做功后的尾气去尾气洗涤塔241经碱洗后最终排放至大气中。

（5）氧化母液处理

氧化母液先经过醋酸汽提塔261提浓同时回收醋酸，醋酸汽提塔底出料为母液残渣浆料，母液残渣浆料进入薄膜蒸发器262，在薄膜蒸发器内进一步蒸发回收醋酸，设备底部排出母液残渣进入催化剂水萃取罐263，同时向催化剂水萃取罐263中加入水进行搅拌，水来新鲜冷冻水307，催化剂水萃取罐出料去残渣离心机264分离出氧化残渣308外运，液相进入浓缩液加热器265进行加热后送至催化剂回收罐266，在催化剂回收罐中打浆后返回至氧化反应器201回收利用。

传统的PTA生产工艺流程长、能耗和物耗高。以年产120万吨PTA装置为例，每吨PTA产品原料PX单耗655-657kg/tPTA、醋酸单耗38-40kg/tPTA，蒸汽单耗0.7-1.0t/tPTA，除盐水单耗2.2-3.0t/tPTA，尤其是污水沉淀池捞出的水池废料就有2000-4000吨/年，折合PX单耗1.2-2.4kg/tPTA，全厂污水量达360万吨/年，COD排放达1.5万吨/年，折合吨产品COD为12.5kg/tPTA。

传统PTA工艺的弊病具体表现在以下五个方面：

（1）氧化工段采用真空过滤+干燥方式，能耗高。氧化子系统采用旋转真空过滤机过滤和醋酸洗涤方式，过滤机出料采用干燥机干燥以回收醋酸，干燥后得到的CTA通过风送至中间料仓存储。这样，为过滤机配套的真空系统需耗电8-12KW/tPTA，干燥机消耗5barG以上压力水蒸汽0.1-0.2t/tPTA，风送系统消耗高压尾气从而减少尾气膨胀做功约5KW/tPTA。

（2）脱水系统能耗高。为脱除氧化反应的生成水及高压吸收塔尾气洗涤的加入水，需要设置醋酸脱水系统。但由于醋酸与水的相对挥发度接近1，故一般采用共沸精馏进行脱水，脱除每吨水需消耗水蒸汽1.4-2.0t，蒸汽能耗高，导致装置能耗较高。

（3）氧化母液除杂过程能耗高。为控制PTA产品质量，需要抽出部分氧化母液去母液处理以去除母液中的杂质，该母液先经醋酸气提塔提浓，再经薄膜蒸发器进一步回收醋酸，薄膜蒸发器需耗用外界高压蒸汽来加热，增加了装置的蒸汽消耗0.03t/tPTA。

（4）氧化残渣没有有效利用。薄膜蒸发器下料残渣中的醋酸和催化剂没有回收，造成醋酸消耗0.5-1.0kg/tPTA、钴消耗0.01kg/tPTA、锰消耗0.02kg/tPTA；薄膜蒸发器下料残渣经过水打浆和冷却后直接外排，其中的苯甲酸、对苯二甲酸、间苯二甲酸、钴锰均未回收利用，折算PX单耗约2-3kg/tPTA、钴单耗0.03kg//tPTA、锰单耗0.03kg//tPTA，醋酸单耗2kg/tPTA。

（5）精制母液没有得到有效回收利用。精制母液通常采用先闪蒸降温至101℃、再冷却至约45℃、然后过滤的方案进行处理，滤液以精制废水的形式直接排放至污水站，排放的精制废水折合2-3t/tPTA，同时水中还含有300-600ppm（质量浓度）的醋酸、300-600ppm的PT酸、10ppmw的4-CBA和200-500ppmw的TA；另外，精制母液中的杂质如PT酸在母液冷却过程中，会在设备及管道中结垢，严重影响装置的连续操作，同时，在清洗过程中会造成PT酸的损失，折合PX消耗约为0.5kg/tPTA。也有中国专利CN201210382308.8、 CN201210428330.1分别提出采用吸附离子交换及萃取方式回收有机物，废水回用的成本较高，难以实际运行。

综上，鉴于传统PTA生产工艺能耗、物耗均较高，有必要寻找全新的工艺方案来降低原料PX、工艺溶剂醋酸和水、蒸汽能耗和催化剂等消耗，促进清洁生产和节能降耗。

发明内容

为了克服现有技术下的上述缺陷，本发明的目的在于提供一种低能耗物耗、少废物排放的PTA生产方法和系统，该方法和系统不仅可有效控制尾气、废水中的醋酸消耗，高效回收精制母液的有机物并实现水的重复利用，降低蒸汽、电能消耗，减少废物排放，而且还增加了苯甲酸、混苯二甲酸等副产品，且工艺流程短、可操作性强、生产成本低、装置投资低。

本发明的技术方案是：

一种低能耗物耗、少废物排放的PTA生产方法，包括氧化工段和精制工段，所述氧化工段的氧化反应器顶部出来的氧化尾气先进入第一级蒸汽发生器副产蒸汽，第一级蒸汽发生器的热介质出口气相从塔底进入醋酸回收塔，所述醋酸回收塔塔顶气相出料依次经过多个蒸汽发生器串联组成的蒸汽发生器组进行多级冷凝并副产蒸汽，所述醋酸回收塔的大部分塔底液相回流到所述氧化反应器的塔顶脱水段，所述精制工段的精制母液从所述醋酸回收塔的最上面一块塔盘之上进入所述醋酸回收塔。

所述低能耗物耗、少废物排放的PTA生产方法还包括对所述醋酸回收塔的小部分塔底液相的溶剂回收，所述溶剂回收可以包括萃取、萃取剂回收和萃取剂精馏步骤，所述萃取步骤是对经冷却的待处理液进行萃取得到萃取油相和萃取水相，萃取剂优选采用乙酸甲酯、乙酸异丙酯、乙酸正丁酯、乙酸异丁酯中的任意一种或几种的任意比例的混合物，所述萃取剂回收步骤是对所述萃取水相进一步分离得到气态萃取剂和水，其中气态萃取剂冷却后回用到所述萃取步骤，所述萃取剂精馏步骤是对所述萃取油相精馏得到气相混合物和浓醋酸，其中气相混合物经冷却后进行油水分离，得到油相萃取剂回用到所述萃取步骤，得到水相物质回流到所述萃取剂回收步骤，所述浓醋酸回用到氧化反应中和/或用作整个系统的冲洗醋酸。

所述氧化工段中所述氧化反应生成的对苯二甲酸结晶析出形成浆料，所述浆料依次经过若干结晶器结晶后送入压力过滤机依次进行过滤、滤饼干燥和滤饼多级洗涤得到粗对苯二甲酸湿滤饼、氧化母液和洗涤滤液，所述粗对苯二甲酸湿滤饼作为主要原料直接送去精制工段进行浆料调配，将大部分所述氧化母液返回至所述氧化反应，其余部分所述氧化母液送去氧化母液处理，干燥用气优选采用干燥后的氧化尾气、新鲜氮气或水蒸汽中的一种或多种，所述洗涤滤液回流至所述醋酸回收塔进行醋酸回收，所述滤饼多级洗涤中最后一级洗涤和所述浆料调配用液均采用水，所述水优选采用所述蒸汽发生器组输出的气相经气液分离所得到的液相。

氧化工段的所述滤饼多级洗涤中最后一级洗涤用液、精制工段的所述浆料调配用液和精制工段的精对苯二甲酸滤饼洗涤用液均可以为所述蒸汽发生器组输出的气相经气液分离出的液相再经去除醋酸甲酯后得到的液相，优选采用汽提方法去除醋酸甲酯，且汽提的热源来自精制工段的结晶器闪蒸汽加热浆料预热器后的凝液及最后一级结晶器的部分气相。

所述氧化母液处理的步骤可以为：氧化母液先通过醋酸汽提塔提浓回收醋酸，提浓后得到的母液残渣浆料加水稀释并投入萃取剂进行萃取，萃取后的底部浆料经过过滤得到滤饼和滤液，滤饼经干燥回收醋酸和萃取剂得到混苯二甲酸粗料，滤液经油水分离得到油相和水相，对油相先回收萃取剂再进行精馏提纯并冷却得到苯甲酸产品，所回收的萃取剂冷却后返回氧化母液的萃取，水相返回至所述氧化反应。

进一步地，提浓后得到的母液残渣浆料中醋酸浓度优选达到60-85wt%，所用萃取剂优选为乙酸甲酯、乙酸正丙酯、乙酸异丙酯、乙酸正丁酯、乙酸异丁酯中的一种或几种的混合物，萃取时所述母液残渣浆料、水和萃取剂的质量比优选为1:0.5-2.0:1.5-4.0，萃取温度优选为40-90℃。

一种低能耗物耗、少废物排放的PTA生产系统，包括氧化子系统、精制子系统和氧化尾气处理子系统，所述氧化子系统的氧化反应器的顶部气相出口连接一蒸汽发生器，所述蒸汽发生器的热介质出口连接一醋酸回收塔的底部气相进口，所述醋酸回收塔的顶部气相出口连接由多个蒸汽发生器串联组成的蒸汽发生器组的热介质进口，蒸汽发生器组的热介质出口连接醋酸回收塔回流罐的进口，所述醋酸回收塔回流罐的顶部气相出口连接所述氧化尾气处理子系统，所述醋酸回收塔的塔底液相主出口（用于外排大部分塔底液相的出口）连接所述氧化反应器的塔顶脱水段进口，所述精制子系统的精制母液出口连接所述醋酸回收塔的塔顶第一液相进口，所述第一液相进口位于所述醋酸回收塔的最上面一块塔盘的上方。

所述溶剂回收子系统可以包括萃取脱水塔、萃取剂回收塔和萃取剂精馏塔，所述醋酸回收塔的塔底液相副出口（用于外排小部分塔底液相的出口）经冷却器连接所述萃取脱水塔的塔顶进口，所述萃取脱水塔的塔顶油相出口连接所述萃取剂精馏塔中部的进料口，所述萃取脱水塔的塔底水相出口连接所述萃取剂回收塔的塔顶第一进口，所述萃取剂回收塔的塔顶气相出口经冷却器连接所述萃取脱水塔底部的萃取剂进口，所述萃取剂回收塔的塔底水相出口连接污水处理站，所述萃取剂精馏塔的顶部气相出口经冷却器连接倾析器的进口，所述倾析器的油相出口连接所述萃取脱水塔底部的所述萃取剂进口，所述倾析器的第一水相出口连接所述萃取剂回收塔的塔顶第二进口，所述倾析器的第二水相出口连接所述萃取剂精馏塔上部的回流口，所述萃取剂精馏塔设有若干塔底醋酸出料口，所用萃取剂优选为乙酸甲酯、乙酸异丙酯、乙酸正丁酯、乙酸异丁酯中的任意一种或几种的任意比例的混合物。

所述氧化反应器的底部出料口经依次连接的多个氧化结晶器连接一旋转压力过滤机的进料口，所述旋转压力过滤机依次设有过滤、吹气干燥和滤饼洗涤三个区，过滤区的出口与所述氧化反应器底部的母液回流口连接，吹气干燥区的干燥气进口连接干燥后的氧化尾气、新鲜氮气或水蒸汽的送气管道中的一种或多种，滤饼洗涤区设有多级洗涤分区，最后一级洗涤分区的洗涤液进口连接所述醋酸回流塔回流罐的第一底部液相出口，其余各级洗涤分区中，前一级洗涤分区的洗涤液进口连接后一级洗涤分区的洗涤滤液的出口，所述滤饼洗涤区的滤饼出口连接所述精制子系统的浆料调配罐的固体原料进口，所述浆料调配罐的水进口连接所述醋酸回流塔回流罐的第一底部液相出口。

所述低能耗物耗、少废物排放的PTA生产系统还优选设有醋酸甲酯汽提塔，所述醋酸回收塔回流罐的第一底部液相出口经所述醋酸甲酯汽提塔与所述最后一级洗涤分区的洗涤液进口和所述浆料调配罐的水进口连接，具体连接方式是：所述醋酸回收塔回流罐的第一底部液相出口连接到所述醋酸甲酯汽提塔的顶部进口，所述醋酸甲酯汽提塔的底部出口连接所述最后一级洗涤分区的洗涤液进口和所述浆料调配罐的水进口，所述醋酸甲酯汽提塔的塔顶气相出口连接一用于回收醋酸甲酯的常压吸收塔的塔底进口。

所述低能耗物耗、少废物排放的PTA生产系统还包括氧化母液处理子系统，所述氧化母液处理子系统可以包括醋酸汽提塔、残渣萃取罐、残渣过滤机、残渣干燥机、倾析器、残渣萃取剂回收塔和苯甲酸精馏塔，所述醋酸汽提塔的底部进口作为所述氧化母液处理子系统的待处理液进口，所述醋酸汽提塔的底部出口连接所述残渣萃取罐的底部进口，所述残渣萃取罐设有顶部水进口和顶部萃取剂进口，所述顶部水进口连接所述醋酸回收塔回流罐的第二底部液相出口，所述残渣萃取罐的底部出口连接所述残渣过滤机的进口，所述残渣过滤机的滤饼出口连接所述残渣干燥机的进口，所述残渣过滤机的滤液出口连接所述倾析器的进口，所述倾析器的水相出口连接所述氧化反应器底部的母液回流口，所述倾析器的油相出口连接所述残渣萃取剂回收塔的底部进口，所述残渣萃取剂回收塔的顶部萃取剂出口经冷却器连接所述残渣萃取罐的顶部萃取剂进口，所述残渣萃取剂回收塔的底部出口连接所述苯甲酸精馏塔的进口。

自所述醋酸汽提塔进入所述残渣萃取罐的母液残渣浆料中醋酸浓度优选为60-85wt%，进入所述残渣萃取罐的萃取剂优选为乙酸甲酯、乙酸正丙酯、乙酸异丙酯、乙酸正丁酯、乙酸异丁酯中的任意一种或几种的任意比例的混合物，所述残渣萃取罐中所述母液残渣浆料、水和萃取剂的质量比优选为1:0.5-2.0:1.5-4.0，萃取温度优选为40-90℃。

进一步地，氧化工段中过滤干燥后的粗对苯二甲酸含湿率5-20%，液相为85-95%的醋酸溶液；所述过滤机出口的粗对苯二甲酸含湿率为25-35%、醋酸含量为1-5%，最后一级的洗涤滤液的醋酸含量为25-45%。

进一步地，所述蒸汽发生器（第1级蒸汽发生器21）副产蒸汽等级为压力0.3-0.6MPaG，蒸汽发生器出口气液相温度为155-185℃。

进一步地，所述醋酸回收塔塔底温度为155-185℃、塔底稀醋酸中水含量为45-75wt%，塔顶回流罐出口水的温度为30-50℃、水中醋酸含量为0.5-2wt%，回流罐出口液相中97～99%去醋酸甲酯汽提塔、3-1%去氧化母液处理子系统的残渣萃取罐、其余部分回流至醋酸回收塔。

进一步地，所述醋酸甲酯汽提（在醋酸甲酯汽提塔中进行）操作压力为0-0.3MPaG，塔顶出口气相温度为90-130℃，塔底出料温度为102-145℃，醋酸甲酯含量为0-0.1wt%，去醋酸甲酯回收塔最后一级结晶器顶部闪蒸蒸汽的质量分率为20-60%。塔底出料中20-35%去氧化过滤机，15-25%去精制过滤机，45-65%去精制浆料调配。

进一步地，溶剂回收中所述萃取脱水塔所用的萃取剂优选为乙酸甲酯、乙酸异丙酯、乙酸正丁酯、乙酸异丁酯中的任意一种或几种的任意比例的混合物，萃取脱水塔操作优选温度为30～50℃，塔底进料萃取剂和塔顶进料稀醋酸的质量比优选为1.5-4:1；所述萃取剂回收塔底出水中的醋酸浓度为0-0.2wt%、萃取剂浓度为0-1.5wt%；所述萃取剂精馏塔塔底出料醋酸中萃取剂浓度为0-0.1wt%、水浓度为5-15wt%，倾析器水相中的醋酸浓度为0-0.1wt%。

本发明的有益效果为：

（1）通过设置醋酸回收塔22并将精制母液回流到醋酸回收塔，取消了传统PTA工艺对精制母液降温过滤的处理系统，既简化流程又可有效回收精制母液中的水、钴锰和醋酸、PT酸、4-CBA、TA等有机物，降低每吨PTA产品的PX单耗2.5kg、醋酸单耗1.0kg、除盐水单耗2.0t、催化剂钴和锰单耗各自0.01kg，还减少污水排放2.0t/tPTA，同时精制子系统母液的热量也得以回收利用；可见设置醋酸回收塔降低了原料PX、醋酸、催化剂的消耗，大大降低了除盐水消耗和污水排放量，有力促进了节能环保和清洁生产；尤为重要的是，通过醋酸回收塔的运行，使氧化工段和精制工段从独立控制变成了联合控制，使精制的母液省去降温的过程，保留了温度较高的水进入氧化子系统，不仅未消耗多余热量，反而有效的回收了精制母液中的热量；精制母液的回用，消除了原精制母液处理装置的结垢现象，使整个装置运行更加平稳；

（2）在氧化反应器顶部气相与醋酸回收塔之间设置第一级蒸汽发生器21，通过该蒸汽发生器的出口温度来调节从醋酸回收塔顶排出的水量，以满足精制子系统的耗水量及氧化母液处理子系统的水耗；

（3）通过如前所述的第一级蒸汽发生器和醋酸回收塔设置，使得氧化反应产生意外的好处：在氧化反应中，不仅有PX的氧化反应，同时伴有醋酸的氧化反应，由于水在氧化子系统和精制子系统循环利用，使得氧化反应器中的水含量增加，但当水的含量增多时，能够明显抑制醋酸的氧化，使得醋酸的消耗降低，且所增加的水量可以通过闪蒸从氧化反应器顶部排出，对后续的结晶、加氢精制却不会产生影响；

（4）采用萃取脱水塔32来脱除氧化反应产生的水及尾气洗涤加入的水，萃取脱水塔的进料来自醋酸回收塔底部采出，然后经萃取脱水塔和萃取剂回收塔33后排水，排水醋酸含量为0-0.2wt%；与传统工艺采用共沸精馏法来脱水相比，本发明萃取法脱水的蒸汽消耗只有共沸精馏法的一半左右；

（5）氧化子系统采用水洗涤的压力过滤机，取消了传统PTA工艺的氧化干燥机、气体输送和中间料仓，大幅简化和缩短了工艺流程，大幅降低了一次性投资费用；过滤机采用先过滤、再气体干燥、最后洗涤的工艺流程，可大幅提高滤饼的洗涤效果并降低洗涤水用量；取消干燥机则减少了装置的蒸汽消耗；

（6）多级洗涤中最后一级洗涤用洗涤液采用醋酸回收塔顶部回流的含少量醋酸的水，使该回流的水得到充分的再利用，同时显著降低了系统外水的用量；

（7）醋酸回收塔顶部回流的水先经醋酸甲酯汽提塔29汽提除去醋酸甲酯再送去作为氧化工段的滤饼洗涤液、精制工段的打浆用液和滤饼洗涤液，可有效避免醋酸甲酯对加氢反应中钯炭催化剂的影响（有机物醋酸甲酯的存在可致价格昂贵的加氢钯炭催化剂失活，堵塞催化剂活性点，影响加氢反应，造成最终产品PTA不合格）；同时汽提塔回收的醋酸甲酯全部返回至氧化子系统，减少醋酸甲酯的排放，从而降低醋酸的消耗；

（8）氧化母液除杂处理采用萃取法，取消了薄膜蒸发器，既回收了氧化残渣中的苯甲酸、对苯二甲酸、间苯二甲酸及催化剂钴锰，又取消了原薄膜蒸发器的高压蒸汽消耗，可降低高压蒸汽消耗0.03t/tPTA，降低PX单耗3.0kg/tPTA，消除了氧化残渣排放；更特别之处在于，经醋酸汽提塔50后的浆料的醋酸浓度虽已显著降低，但仍高达60-85wt%，而当水在醋酸中的含量较高和较低时都不能采用萃取的方式进行分离，因此现有技术下通常不会想到采用萃取法。本发明是将含水量较低的醋酸中加入一部分来自醋酸回收塔顶部的水进行一定程度的稀释，使原本无法采用萃取进行分离的溶液变为适合萃取分离的溶液，并由此取得了上述良好效果；

综合采用如上所述各项创新技术后，对PTA工艺革新产生了极大的作用，与传统PTA工艺相比，本发明工艺流程简单、物耗能耗低、废水废渣少，改变了PTA装置长期以来被视为能耗大户、水消耗大户、污水排放大户、废渣不易处理等特点，转而成为了资源节约型、环境友好型的PTA新工艺，不仅不需要消耗电力，还可发出电力，满足自身装置使用的同时，还可向PTA装置外输送电力，成为创收的一部分，是节能的典型案例，具有很好的环境效益、经济效益及可操作性。本发明技术不仅适用于新建PTA装置，也同样适用于现有PTA装置的改造升级，使装置更加节能降耗运行。

附图说明

图1是本发明的PTA生产方法的工艺流程图；

图2是传统的PTA生产方法的工艺流程图。

附图标记为：

1、氧化反应器，2、氧化第一结晶器，3、氧化第二结晶器，4、氧化第三结晶器，5、氧化压力过滤机，6、精制浆料调配罐，7～12、精制浆料加热器，13、加氢反应器，14～18、第一～第五级精制结晶器，19、精制压力过滤机，20、PTA燥机，21、第一级蒸汽发生器，22、醋酸回收塔，23、第二级蒸汽发生器，24、第三级蒸汽发生器，25、第四级蒸汽发生器，26、除盐水加热器，27、循环水冷却器，28、醋酸回收塔回流罐，29、醋酸甲酯汽提塔，30、常压吸收塔，31、冷却器，32、萃取脱水塔，33、萃取剂回收塔，34、萃取剂回收塔顶冷凝器，35、萃取剂精馏塔，36、洗涤醋酸冷却器，37、萃取剂精馏塔塔顶冷凝器，38、倾析器，39、污水处理站，40、高压吸收塔，41、尾气焚烧系统，42、尾气膨胀机，43、尾气洗涤塔，50、醋酸汽提塔，51、残渣萃取罐，52、残渣过滤机，53、残渣干燥机，54、倾析器，55、残渣萃取剂回收塔，56、残渣萃取剂冷凝器，57，苯甲酸精馏塔，58、苯甲酸冷却器，100、原料对二甲苯，101、空气，102、催化剂，103、氢气，104、PTA产品，105、水，106、冲洗醋酸，107、混苯二甲酸，108、苯甲酸；

201、氧化反应器，202、氧化第一结晶器，203、氧化第二结晶器，204、氧化第三结晶器，205、氧化过滤机，206、氧化干燥机，207、中间料仓，208、精制浆料调配罐，209～214、精制浆料加热器，215、加氢反应器，216～220、第一～第五级精制结晶器，221、精制压力过滤机，222、PTA燥机，231、第一级蒸汽发生器，232、第二级蒸汽发生器，233、第三级蒸汽发生器，234、第四级蒸汽发生器，235、冷却器，236、反应器回流罐，237、冷却器，238、高压吸收塔，239、尾气焚烧系统，240、尾气膨胀机，241、尾气洗涤塔，251、脱水塔，252、洗涤醋酸冷却器，253、脱水塔顶冷凝器，254、倾析器，255、共沸剂回收塔，256、共沸剂回收塔顶冷凝器，257、污水处理站，261、醋酸汽提塔，262、薄膜蒸发器，263、催化剂水萃取罐，264、残渣离心机，265、浓缩液加热器，266、催化剂回收罐，300、原料对二甲苯，301、空气，302、催化剂，303、氢气，304、PTA产品，305、除盐水，306、冲洗醋酸，307、水，308、氧化残渣。

具体实施方式

图1给出了实施本发明的工艺流程，包括以下五个组成部分：

（1）对二甲苯氧化子系统：在氧化反应器1中，以醋酸为溶剂，以醋酸钴、醋酸锰、氢溴酸为催化剂，原料对二甲苯100与空气101在催化剂102作用下反应生成CTA。反应器为带脱水段的无搅拌反应器，也可以为其他现有PTA 装置中应用的任何形式的反应器，操作温度为180-200℃，操作压力为1-1.5MPa（绝压），在此将专利ZL03142246.2和ZL200910076703.1引用到此。塔顶的脱水段起到醋酸和水分离以及减少固相夹带的作用，脱水段的高度可根据氧化反应器中水含量、装置蒸汽量、以及酸平衡进行调节，反应热量被蒸发出的醋酸、水和尾气从塔顶带走。由于反应产物TA在溶剂醋酸中溶解度不高，90%以上的TA在反应器中结晶析出形成浆料，浆料依次送入后续的氧化第一结晶器2、氧化第二结晶器3、氧化第三结晶器4以逐级降温降压闪蒸和结晶，氧化第三结晶器4温度控制在90-140℃，其底部浆料送至氧化压力过滤机5，压力过滤机5为旋转压力过滤机，浆料在过滤机中依次完成过滤、吹气干燥、滤饼洗涤共三个过程：首先进行过滤，即将大部分液相与TA晶体分离，滤饼含湿率控制在15-35%，过滤母液为85-95%的醋酸，除少部分送至母液处理子系统（从醋酸汽提塔50进入母液处理处理子系统）外，大部分母液返回至氧化反应器；然后进行吹气干燥，干燥气体可以为干燥后的氧化尾气、新鲜氮气或水蒸汽，干燥后滤饼含湿率可从15-35%降低至10～12%甚至8%以下；最后对滤饼进行洗涤，洗涤过程采用2～4级洗涤，最后一级用的洗涤液为醋酸甲酯汽提塔29底部出料，其它级用的洗涤液为下一级洗涤后的洗涤滤液，最后一级洗涤后的洗涤滤液中醋酸含量小于10wt%，第1级洗涤后的洗涤滤液中醋酸含量为25-45%，该洗涤滤液送醋酸回收塔22，洗涤后所得滤饼即为粗对苯二甲酸湿料，该湿料的含湿率为20-40wt%、醋酸含量为1-5%，湿料去粗对苯二甲酸精制子系统（进精制浆料调配罐6）。

（2）粗对苯二甲酸精制子系统：从氧化压力过滤机5出来的粗对苯二甲酸湿料与来自醋酸甲酯汽提塔29的水在精制浆料调配罐6中进行打浆，浆料固含量控制在25-35wt%，温度控制在95-140℃，压力控制在0-0.5MPaG；从精制浆料调配罐6出来的浆料经过六级精制浆料加热器7-12逐级加热至280-290℃，前面的第1～5级加热器与第1～5级精制结晶器一一对应，使用对应结晶器的闪蒸汽来加热，最后一级采用高压蒸汽加热；经过加热的浆料在加氢反应器13中与氢气103进行加氢反应，加氢反应器为固定床反应器，催化剂为钯炭固体颗粒，加氢过程的目的是使得粗对苯二甲酸中的杂质4-CBA与氢气发生反应使得4-CBA还原为较易溶于水的PT酸；加氢反应器13的出料进入第1～5级精制结晶器14～18进行降温降压闪蒸结晶，第5级结晶器18的温度为140-150℃；各级结晶器的闪蒸汽用于加热前面的浆料加热器以回收热量，第5级结晶器底部出料送至精制压力过滤机19进行固液分离。进料浆料在精制压力过滤机19中依次进行过滤、滤饼洗涤和气体干燥共三个过程：首先进行过滤，所得滤饼含湿率为25-30wt%；然后进行洗涤，洗涤过程采用多级洗涤，每级洗涤用的洗涤液为下一级洗涤后的洗涤滤液，最后一级的洗涤水来自醋酸甲酯汽提塔29，洗涤级数和洗涤水用量根据滤饼中杂质含量达到产品要求来控制，过滤滤液和洗涤滤液组成精制母液，精制母液从顶部进入醋酸回收塔22，从而回收了精制母液中的PT酸、4-CBA和TA等有机物；最后进行气体干燥，干燥用的气体为干燥后的氧化尾气、氮气、水蒸汽。从精制压滤机下料的湿滤饼中含湿率为5-15wt%（优选8-12wt%），该湿滤饼最后进入PTA干燥机20干燥后得到PTA产品104。

（3）溶剂回收循环子系统：从氧化反应器1顶部出来的氧化尾气通过第一级蒸汽发生器21副产装置所需蒸汽，副产蒸汽的等级根据装置蒸汽平衡在0.3-0.6MPaG进行调整；蒸汽发生器的出口温度控制在150-180℃，尾气中冷凝下来的液相返回至氧化反应器，气相送至醋酸回收塔22；通过调节第一级蒸汽发生器21的出口温度来调节醋酸回收塔回流罐28排出的水量，以满足精制水的需求量；从第一级蒸汽发生器21出来的氧化尾气从塔底进入醋酸回收塔22，来自氧化压力过滤机5的洗涤滤液进入醋酸回收塔22的下部，来自精制压力过滤机19的精制母液从塔顶进入醋酸回收塔22并回流到第一块塔盘，各进料物流在醋酸回收塔内实现醋酸与水的分离，塔釜为醋酸—水溶液（含少量醋酸的水），溶液中溶解了从精制母液回收的PT酸、4-CBA和TA等有机物，塔釜出料抽出小部分至萃取脱水塔31进行脱水，其余回流至氧化反应器1；醋酸回收塔22的塔底操作温度为155-185℃，最好为160-180℃，醋酸的回收率大于98.5%，塔釜的水含量为45-75wt%；醋酸回收塔顶出气主要是含醋酸和水的氧化尾气，该氧化尾气依次经过第2-4级蒸汽发生器23-25冷凝并副产水蒸汽，然后再经过除盐水加热器26和循环水冷却器27继续冷却至30-50℃后去醋酸回收塔回流罐28进行气液分离，回流罐出口气相去尾气处理子系统（进入高压吸收塔40），回流罐出口液相为水，该水量的97-99%去醋酸甲酯汽提塔29以除去醋酸甲酯、1-3%去氧化母液处理子系统的残渣萃取罐51、其余部分回流至醋酸回收塔22（进入位于所述醋酸回收塔的第一块塔盘的上方的塔顶第二液相进口）；醋酸甲酯汽提塔29的汽提出的醋酸甲酯进入常压吸收塔30后返回至氧化工段（图中未示出），经过汽提后的水从塔釜流出，20-35%去氧化过滤机，15-25%去精制过滤机，45-65%送入精制浆料调配罐6做为打浆水，从而实现了水的循环使用，醋酸甲酯汽提塔操作压力为0-0.3MPaG，塔顶出口气相温度为90-130℃，塔底出水温度为102-140℃、醋酸甲酯含量为0-0.1wt%；来自醋酸回收塔22的塔底液相经冷却后从塔顶进入萃取脱水塔32，萃取剂从塔底进入萃取脱水塔32，萃取脱水塔底部出料为萃取水相，该水相从塔顶进入萃取剂回收塔33，萃取剂回收塔底部出料为水，该水排放至污水处理站39，萃取剂回收塔顶部出口气相为气态萃取剂、经过冷凝后返回至萃取脱水塔32循环使用，萃取脱水塔顶部出料为萃取油相，油相去萃取剂精馏塔35，萃取剂精馏塔底出料为浓醋酸，该浓醋酸一部分经冷却器36冷却后去高压吸收塔40作为洗涤醋酸使用、一部分作为整个装置的冲洗醋酸106使用、其余部分返回至氧化反应器1，萃取剂精馏35的塔顶出口气相经冷凝器37冷凝后去倾析器38分为油水两相，油相返回萃取脱水塔32循环使用，水相部分从塔上部进入萃取剂精馏塔35作为回流、其余部分从塔顶进入萃取剂回收塔33；萃取脱水塔32使用的萃取剂为乙酸甲酯、乙酸异丙酯、乙酸正丁酯、乙酸异丁酯中的一种或几种的混合物，塔的操作温度为30-50℃，塔底进料萃取剂和塔顶进料稀醋酸的质量比为1.5-4：1，萃取剂回收塔33的塔底出水中的醋酸浓度为0-0.2wt%、萃取剂浓度为0-0.2wt%，萃取剂精馏塔35的塔底出料醋酸中萃取剂浓度为0-0.2wt%、水浓度为5-15wt%。

（4）尾气处理子系统：来自醋酸回收塔回流罐28的的氧化尾气从塔底进入高压吸收塔40，高压吸收塔中部采用从萃取剂精馏塔底部冷却器36来的浓醋酸喷淋，顶部采用除盐水105喷淋，高压吸收塔顶部出口气相去尾气催化焚烧系统41净化，净化后的尾气去尾气膨胀机42减压做功，减压做功后的尾气去尾气洗涤塔43经碱洗后最终排放至大气中。

（5）母液处理：从氧化压力过滤机5抽出5-30%的氧化母液进行母液处理，先经过醋酸汽提塔50提浓同时回收醋酸，醋酸汽提塔底出料为母液残渣浆料，母液残渣浆料进入残渣萃取罐51，同时向残渣萃取罐51中加入萃取剂和水进行搅拌、萃取，水来自醋酸回收塔回流罐28出口液相，残渣萃取罐出料去残渣过滤机52过滤后得滤饼和滤液，滤饼经过干燥机53干燥回收醋酸、萃取剂并得到混苯二甲酸粗料107，滤液分经倾析器54分为油水两相，油相先送去残渣萃取剂回收塔55以回收萃取剂，再进入苯甲酸精馏塔57进行精馏提纯并经冷凝器58冷凝后得到苯甲酸产品108，所回收的萃取剂经冷凝器56冷凝后返回残渣萃取罐51，水相返回至氧化反应器1；母液残渣浆料中的醋酸浓度为60-85wt%，残渣萃取罐51中加入的萃取剂为乙酸甲酯、乙酸正丙酯、乙酸异丙酯、乙酸正丁酯、乙酸异丁酯中的一种或几种的混合物，母液残渣浆料：水：萃取剂的质量比为1：0.5-2.0：1.5-4.0，残渣萃取罐的萃取温度为40-90℃。

以下为本发明的一个具体的PTA生产工艺操作流程实施例，设计年产量为120万吨的PTA生产装置，PTA产量为150t/h，包括以下五个子系统。

（1）对二甲苯氧化子系统：在氧化反应器1中，以醋酸为溶剂，以醋酸钴、醋酸锰、氢溴酸为催化剂，98.25t/h的原料对二甲苯100与470t/h的空气101在催化剂102作用下反应生成粗对苯二甲酸CTA。反应器为带脱水段的无搅拌反应器，操作温度为187℃，操作压力为1.1MPaG，反应器液相中催化剂浓度为钴400ppm、锰400、溴950pppm，停留时间为65min。塔顶的脱水段起到醋酸和水分离以及减少固相夹带的作用，脱水段为高度为500mm，反应热量被蒸发出的醋酸、水和尾气从塔顶带走。反应器出料浆料依次送入后续的氧化第一结晶器2、氧化第二结晶器3、氧化第三结晶器4以逐级降温降压闪蒸和结晶，氧化第三结晶器4温度控制在90℃，其底部浆料送至氧化压力过滤机5，压力过滤机5为旋转压力过滤机，浆料在过滤机中依次完成过滤、吹气干燥、滤饼洗涤共三个过程：首先进行过滤，即将大部分液相与TA晶体分离，滤饼含湿率控制在28wt%，过滤母液为91%的醋酸，除少部分送至母液处理子系统（从醋酸汽提塔50进入母液处理处理子系统）外，大部分母液返回至氧化反应器；然后进行吹气干燥，干燥气体为干燥后的氧化尾气，干燥后滤饼含湿率可从28%降低至15%以下；最后对滤饼进行洗涤，洗涤过程采用2级洗涤，最后一级用的洗涤液为精制醋酸甲酯汽提塔底部出料100t/h，其它级用的洗涤液为下一级洗涤后的洗涤滤液，最后一级洗涤后的洗涤滤液中醋酸含量小于10wt%，第1级洗涤后的洗涤滤液中醋酸含量为40%，该洗涤滤液送醋酸回收塔22，洗涤后所得滤饼即为粗对苯二甲酸湿料，该湿料的含湿率为35wt%、醋酸含量为3%，湿料去粗对苯二甲酸精制子系统（进精制浆料调配罐6）。

（2）粗对苯二甲酸精制子系统：从氧化压力过滤机5出来的粗对苯二甲酸湿料与来自醋酸甲酯汽提塔29的水在精制浆料调配罐6中进行打浆，浆料固含量控制在31wt%，温度控制在135℃，压力控制在0.2MPaG；从精制浆料调配罐6出来的浆料经过七级精制浆料加热器7-12逐级加热至286℃，前面的第1-5级加热器与第1-5级精制结晶器一一对应，使用对应结晶器的闪蒸汽来加热，最后两级采用高压蒸汽加热；经过加热的浆料在加氢反应器13中与氢气103进行加氢反应，加氢反应器为固定床反应器，催化剂为钯炭固体颗粒，加氢过程的目的是使得粗对苯二甲酸中的杂质4-CBA与氢气发生反应使得4-CBA还原为较易溶于水的PT酸；加氢反应器13的出料进入第1-5级精制结晶器14-18进行降温降压闪蒸结晶，第5级结晶器18的温度为148℃；各级结晶器的闪蒸汽用于加热前面的浆料加热器以回收热量，第5级结晶器底部出料送至精制压力过滤机19进行固液分离，进料浆料在精制压力过滤机19中依次进行过滤、滤饼洗涤和气体干燥共三个过程：首先进行过滤，所得滤饼含湿率为28wt%；然后进行洗涤，洗涤过程采用两级洗涤，一级洗涤用的洗涤液为二级洗涤后的洗涤滤液，二级的洗涤水来自醋酸回收塔回流罐28（用量70t/h），过滤滤液和洗涤滤液组成精制母液，精制母液一部分送至氧化压力过滤机5作为其最后一级的洗涤液，剩余精制母液从顶部进入醋酸回收塔22，从而回收了精制母液中的PT酸、4-CBA和TA等有机物；最后进行气体干燥，干燥用的气体为干燥后的氧化尾气、氮气、水蒸汽。从精制压滤机下料的湿滤饼中含湿率为12wt%，该湿滤饼最后进入PTA干燥机20干燥后得到150t/h的PTA产品104。

（3）溶剂回收循环子系统：从氧化反应器1顶部出来的氧化尾气通过第一级蒸汽发生器21副产装置所需蒸汽，副产蒸汽的等级为0.35MPaG；蒸汽发生器的出口温度控制在176℃，尾气中冷凝下来的液相返回至氧化反应器，气相送至醋酸回收塔22；通过调节第一级蒸汽发生器21的出口温度来调节醋酸回收塔回流罐28排出的水量，以满足水的需求量；从第一级蒸汽发生器21出来的氧化尾气从塔底进入醋酸回收塔22，来自氧化压力过滤机5的洗涤滤液进入醋酸回收塔22的下部，来自精制压力过滤机19的精制母液从塔顶进入醋酸回收塔22并回流到第一块塔盘，各进料物流在醋酸回收塔内实现醋酸与水的分离，塔釜为醋酸—水溶液，溶液中溶解了从精制母液回收的PT酸、4-CBA和TA等有机物，塔釜出料抽出110t/h至萃取脱水塔31进行脱水，其余回流至氧化反应器1；醋酸回收塔22的塔底操作温度为160℃，醋酸的回收率达99.0%，塔釜的水含量为55wt%；醋酸回收塔顶出气主要是含醋酸和水的氧化尾气，该氧化尾气依次经过第2-4级蒸汽发生器23-26冷凝并副产水蒸汽，然后再经过除盐水加热器27和循环水冷却器28继续冷却至40℃后去醋酸回收塔回流罐28进行气液分离，回流罐出口气相去尾气处理子系统（进入高压吸收塔40），回流罐出口液相为水，该水量的300t/h去醋酸甲酯汽提塔29以除去醋酸甲酯、5t/h去氧化母液处理子系统的残渣萃取罐51、其余70t/h回流至醋酸回收塔22；醋酸甲酯汽提塔29的汽提出的醋酸甲酯进入常压吸收塔30后返回至氧化工段，经过汽提后的水，100t/h去氧化压滤机5作为洗涤液、70t/h去精制压滤机19作为洗涤液、130t/h从塔釜流出并送入精制浆料调配罐6作为打浆水，从而实现了水的循环使用，醋酸甲酯汽提塔操作压力为0.2MPaG，塔顶出口气相温度为90℃，塔底出水温度为140℃、醋酸甲酯含量为0.05wt%；来自醋酸回收塔22的塔底液相经冷却后送入塔顶进入萃取脱水塔32，萃取剂从塔底进入萃取脱水塔32，萃取脱水塔底部出料为萃取水相，该水相从塔顶进入萃取剂回收塔33，萃取剂回收塔底部出料为水，该水排放至污水处理站39，萃取剂回收塔顶部出口气相为气态萃取剂、经过冷凝后返回至萃取脱水塔32循环使用，萃取脱水塔顶部出料为萃取油相，油相去萃取剂精馏塔35，萃取剂精馏塔底出料为浓醋酸，该浓醋酸一部分经冷却器36冷却后去高压吸收塔40作为洗涤醋酸使用、一部分作为整个装置的冲洗醋酸106使用、其余部分返回至氧化反应器1，萃取剂精馏35的塔顶出口气相经冷凝器37冷凝后去倾析器38分为油水两相，油相返回萃取脱水塔32循环使用，水相部分从塔上部进入萃取剂精馏塔35作为回流、其余部分从塔顶进入萃取剂回收塔33；萃取脱水塔32使用的萃取剂为乙酸正丁酯，塔的操作温度为40℃，塔底进料萃取剂和塔顶进料稀醋酸的质量比为2：1，萃取剂回收塔33的塔底出水中的醋酸浓度为0.05wt%、萃取剂浓度为0.02wt%，萃取剂精馏塔35的塔底出料醋酸中萃取剂浓度为0.05wt%、水浓度为5wt%。

（4）尾气处理子系统：来自醋酸回收塔回流罐28的的氧化尾气从塔底进入高压吸收塔40，高压吸收塔中部采用从萃取剂精馏塔底部冷却器36来的浓醋酸喷淋，顶部采用除盐水105喷淋，高压吸收塔顶部出口气相去尾气催化焚烧系统41净化，净化后的尾气去尾气膨胀机42减压做功，减压做功后的尾气去尾气洗涤塔43经碱洗后最终排放至大气中。

（5）母液处理：从氧化压力过滤机5抽出10%的氧化母液进行母液处理，先经过醋酸汽提塔50提浓同时回收醋酸，醋酸汽提塔底出料为母液残渣浆料，母液残渣浆料进入残渣萃取罐51，同时向残渣萃取罐51中加入萃取剂和水进行搅拌、萃取，水来自醋酸回收塔回流罐28出口液相，残渣萃取罐出料去残渣过滤机52过滤后得滤饼和滤液，滤饼经过干燥机53干燥回收醋酸、萃取剂并得到混苯二甲酸粗料107，滤液分经倾析器54分为油水两相，油相先送去残渣萃取剂回收塔55以回收萃取剂，回收的萃取剂经冷凝器56冷凝后返回残渣萃取罐51 然后再进入苯甲酸精馏塔57进行精馏提纯并经冷凝器58冷凝后得到苯甲酸产品108，水相返回至氧化反应器1；母液残渣浆料中的醋酸浓度为72wt%，残渣萃取罐51中加入的萃取剂为乙酸甲酯、乙酸正丙酯、乙酸异丙酯、乙酸正丁酯、乙酸异丁酯中的一种或几种的混合物，母液残渣浆料：水：萃取剂的质量比为1：1：2，残渣萃取罐的萃取温度为52℃。

本实施例的实施结果是：PTA全装置的每吨PTA产品的PX单耗为650kg、醋酸单耗35kg、除盐水单耗0.2t、催化剂钴单耗0.01kg、蒸汽单耗0.5t、发电70KW。

而采用图2所示的传统PTA工艺（相同装置处采用相同的操作工艺参数）时，PTA全装置的每吨PTA产品的PX单耗为655kg、醋酸单耗38kg、除盐水单耗2.2t、催化剂钴单耗0.04kg、蒸汽单耗0.70t、发电-15KW。

可见，采用本发明的方法比传统PTA工艺的PX单耗降低5kg、醋酸单耗降低3kg、除盐水单耗降低2.0t、催化剂钴单耗降低0.03kg、蒸汽单耗降低0.2t、发电增加55KW。

其中，由于本发明的脱水系统的存在，将反应生成的水和进入系统的新鲜水全部移出了系统，因此可以大幅下降蒸汽的使用量。以本实施例的年产120万吨/年的PTA装置为例，采用本发明消耗0.35MPaG的蒸汽量为20t/h，折合0.13t/tPTA，比采用传统工艺（消耗0.35MPaG的蒸汽量为50t/h，折合0.33t/tPTA）时蒸汽量消耗的降幅可达60%，以180元/t蒸汽计，年节省费用约为30*8000*180/10000＝4320万元。

本发明采用新的氧化母液处理方法，不仅降低了蒸汽、醋酸和催化剂的消耗量，避免了对氧化残渣的危险废物处理成本，还回收了其他物质，节能降耗效果非常显著。仍以本实施例的年产120万吨/年的PTA装置为例，采用本发明的氧化母液处理方法，消耗9.5MPaG的蒸汽量为1.3t/h，低压蒸汽消耗为1t/h，催化剂钴消耗为1.5kg/h，醋酸全部回收，同时可回收苯甲酸300kg/h，混苯二甲酸300kg/h。而采用传统工艺消耗9.5MPaG的蒸汽量为2.5t/h，低压蒸汽消耗为5t/h，醋酸消耗300kg/h；催化剂钴消耗为4.5kg/h，1000kg/h氧化残渣送危险废物处理中心。可见，采用本发明进行氧化母液处理，可以降低高压蒸汽的使用量1.2t/h，低压蒸汽的使用量4t/h，醋酸消耗量300kg/h，催化剂钴消耗量3kg/h，同时回收苯甲酸300kg/h，年节省费用约为4050万元。

Claims (8)

1.一种低能耗物耗、少废物排放的PTA 生产方法，包括氧化工段和精制工段，其特征在于所述氧化工段的氧化反应器顶部出来的氧化尾气先进入第一级蒸汽发生器副产蒸汽，第一级蒸汽发生器的热介质出口气相从塔底进入醋酸回收塔，所述醋酸回收塔塔顶气相出料依次经过多个蒸汽发生器串联组成的蒸汽发生器组进行多级冷凝并副产蒸汽，所述醋酸回收塔的大部分塔底液相回流到所述氧化反应器的塔顶脱水段，所述精制工段的精制母液从所述醋酸回收塔的最上面一块塔盘之上进入所述醋酸回收塔。

2.如权利要求1 所述的低能耗物耗、少废物排放的PTA 生产方法，其特征在于还包括对所述醋酸回收塔的小部分塔底液相的溶剂回收，所述溶剂回收包括萃取、萃取剂回收和萃取剂精馏步骤，所述萃取步骤是对经冷却的待处理液进行萃取得到萃取油相和萃取水相，萃取剂优选采用乙酸甲酯、乙酸异丙酯、乙酸正丁酯、乙酸异丁酯中的任意一种或几种的任意比例的混合物，所述萃取剂回收步骤是对所述萃取水相进一步分离得到气态萃取剂和水，其中气态萃取剂冷却后回用到所述萃取步骤，所述萃取剂精馏步骤是对所述萃取油相精馏得到气相混合物和浓醋酸，其中气相混合物经冷却后进行油水分离，得到油相萃取剂回用到所述萃取步骤，得到水相物质回流到所述萃取剂回收步骤，所述浓醋酸回用到氧化反应中和/ 或用作整个系统的冲洗醋酸。

3.如权利要求2 所述的低能耗物耗、少废物排放的PTA 生产方法，其特征在于所述氧化工段中所述氧化反应生成的对苯二甲酸结晶析出形成浆料，所述浆料依次经过若干结晶器结晶后送入压力过滤机依次进行过滤、滤饼干燥和滤饼多级洗涤得到粗对苯二甲酸湿滤饼、氧化母液和洗涤滤液，所述粗对苯二甲酸湿滤饼作为主要原料直接送去精制工段进行浆料调配，将大部分所述氧化母液返回至所述氧化反应，其余部分所述氧化母液送去氧化母液处理，干燥用气优选采用干燥后的氧化尾气、新鲜氮气或水蒸汽中的一种或多种，所述洗涤滤液回流至所述醋酸回收塔进行醋酸回收，所述滤饼多级洗涤中最后一级洗涤和所述浆料调配用液均采用水，所述水优选采用所述蒸汽发生器组输出的气相经气液分离所得到的液相。

4.如权利要求3 所述的低能耗物耗、少废物排放的PTA 生产方法，其特征在于所述氧化母液处理的步骤为：氧化母液先通过醋酸汽提塔提浓回收醋酸，提浓后得到的母液残渣浆料加水稀释并投入萃取剂进行萃取，萃取后的底部浆料经过过滤得到滤饼和滤液，滤饼经干燥回收醋酸和萃取剂得到混苯二甲酸粗料，滤液经油水分离得到油相和水相，对油相先回收萃取剂再进行精馏提纯并冷却得到苯甲酸产品，所回收的萃取剂冷却后返回氧化母液的萃取，水相返回至所述氧化反应；提浓后得到的母液残渣浆料中醋酸浓度优选达到60-85wt%，所用萃取剂优选为乙酸甲酯、乙酸正丙酯、乙酸异丙酯、乙酸正丁酯、乙酸异丁酯中的一种或几种的混合物，萃取时所述母液残渣浆料、水和萃取剂的质量比优选为1:0.5-2.0:1.5-4.0，萃取温度优选为40-90℃。

5.一种低能耗物耗、少废物排放的PTA 生产系统，包括氧化子系统、精制子系统和氧化尾气处理子系统，其特征在于所述氧化子系统的氧化反应器的顶部气相出口连接一蒸汽发生器，所述蒸汽发生器的热介质出口连接一醋酸回收塔的底部气相进口，所述醋酸回收塔的顶部气相出口连接由多个蒸汽发生器串联组成的蒸汽发生器组的热介质进口，蒸汽发生器组的热介质出口连接醋酸回收塔回流罐的进口，所述醋酸回收塔回流罐的顶部气相出口连接所述氧化尾气处理子系统，所述醋酸回收塔的塔底液相主出口连接所述氧化反应器的塔顶脱水段进口，所述精制子系统的精制母液出口连接所述醋酸回收塔的塔顶第一液相进口，所述第一液相进口位于所述醋酸回收塔的最上面一块塔盘的上方。

6.如权利要求5 所述的低能耗物耗、少废物排放的PTA 生产系统，其特征在于还包括溶剂回收子系统，所述溶剂回收子系统包括萃取脱水塔、萃取剂回收塔和萃取剂精馏塔，所述醋酸回收塔的塔底液相副出口经冷却器连接所述萃取脱水塔的塔顶进口，所述萃取脱水塔的塔顶油相出口连接所述萃取剂精馏塔中部的进料口，所述萃取脱水塔的塔底水相出口连接所述萃取剂回收塔的塔顶第一进口，所述萃取剂回收塔的塔顶气相出口经冷却器连接所述萃取脱水塔底部的萃取剂进口，所述萃取剂回收塔的塔底水相出口连接污水处理站，所述萃取剂精馏塔的顶部气相出口经冷却器连接倾析器的进口，所述倾析器的油相出口连接所述萃取脱水塔底部的所述萃取剂进口，所述倾析器的第一水相出口连接所述萃取剂回收塔的塔顶第二进口，所述倾析器的第二水相出口连接所述萃取剂精馏塔上部的回流口，所述萃取剂精馏塔设有若干塔底醋酸出料口，所用萃取剂优选为乙酸甲酯、乙酸异丙酯、乙酸正丁酯、乙酸异丁酯中的任意一种或几种的任意比例的混合物。

7.如权利要求6 所述的低能耗物耗、少废物排放的PTA 生产系统，其特征在于所述氧化反应器的底部出料口经依次连接的多个氧化结晶器连接一旋转压力过滤机的进料口，所述旋转压力过滤机依次设有过滤、吹气干燥和滤饼洗涤三个区，过滤区的出口与所述氧化反应器底部的母液回流口连接，吹气干燥区的干燥气进口连接干燥后的氧化尾气、新鲜氮气或水蒸汽的送气管道中的一种或多种，滤饼洗涤区设有多级洗涤分区，最后一级洗涤分区的洗涤液进口连接所述醋酸回流塔回流罐的第一底部液相出口，其余各级洗涤分区中，前一级洗涤分区的洗涤液进口连接后一级洗涤分区的洗涤滤液的出口，所述滤饼洗涤区的滤饼出口连接所述精制子系统的浆料调配罐的固体原料进口，所述浆料调配罐的水进口连接所述醋酸回流塔回流罐的第一底部液相出口。

8.如权利要求7 所述的低能耗物耗、少废物排放的PTA 生产系统，其特征在于还包括氧化母液处理子系统，所述氧化母液处理子系统包括醋酸汽提塔、残渣萃取罐、残渣过滤机、残渣干燥机、倾析器、残渣萃取剂回收塔和苯甲酸精馏塔，所述醋酸汽提塔的底部进口作为所述氧化母液处理子系统的待处理液进口，所述醋酸汽提塔的底部出口连接所述残渣萃取罐的底部进口，所述残渣萃取罐设有顶部水进口和顶部萃取剂进口，所述顶部水进口连接所述醋酸回收塔回流罐的第二底部液相出口，所述残渣萃取罐的底部出口连接所述残渣过滤机的进口，所述残渣过滤机的滤饼出口连接所述残渣干燥机的进口，所述残渣过滤机的滤液出口连接所述倾析器的进口，所述倾析器的水相出口连接所述氧化反应器底部的母液回流口，所述倾析器的油相出口连接所述残渣萃取剂回收塔的底部进口，所述残渣萃取剂回收塔的顶部萃取剂出口经冷却器连接所述残渣萃取罐的顶部萃取剂进口，所述残渣萃取剂回收塔的底部出口连接所述苯甲酸精馏塔的进口，自所述醋酸汽提塔进入所述残渣萃取罐的母液残渣浆料中醋酸浓度优选为60-85wt%，进入所述残渣萃取罐的萃取剂优选为乙酸甲酯、乙酸正丙酯、乙酸异丙酯、乙酸正丁酯、乙酸异丁酯中的任意一种或几种的任意比例的混合物，所述残渣萃取罐中所述母液残渣浆料、水和萃取剂的质量比优选为1:0.5-2.0:1.5-4.0，萃取温度优选为 40-90℃。