CN1634848A - 对苯二甲酸的生产方法与装置 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种生产对苯二甲酸(TA)的生产方法与装置。本装置由三部分组成：鼓泡塔反应器、浆料处理装置、尾气处理装置；方法的整体思路是：采用带有气体分离段的鼓泡塔反应器实现对二甲苯的液相催化氧化；浆料处理装置采用多级蒸发、过滤、干燥步骤回收固体对苯二甲酸；尾气处理装置采用多级冷凝副产蒸汽回收反应热、采用共沸精馏方法回收溶剂；流程中各单元、设备、流股的配置和相关工艺条件按照产品生产成本最小的要求来优化确定。本发明能优化流程设计和工艺改进，使得造价更低、节能效果更好。

Description

对苯二甲酸的生产方法与装置

技术领域

本发明涉及一种生产对苯二甲酸(TA)的生产方法与装置。

背景技术

对苯二甲酸是生产聚酯(PET)纤维和树脂的重要原料，目前主要采用对二甲苯空气氧化法生产，该方法将原料对二甲苯溶解在含有催化剂醋酸钴、醋酸锰、溴化氢(或四溴乙烷)的醋酸溶剂中，通入空气或富氧气进行氧化，生成固体产物对苯二甲酸。典型的反应温度为155～205℃，压力0.5～1.6MPa，停留时间40～120min，反应热通过溶剂蒸发移出，蒸汽冷凝后返回反应器内，生成的浆料再经过后续的分离与精制工序得到精对苯二甲酸(PTA)产品。

TA的生产流程包括反应单元、尾气处理单元和浆料处理单元三个主要部分，各单元的任务与功能可用图1的方块图表示。原料对二甲苯和空气加入鼓泡塔反应器，在催化剂的作用下发生液相氧化，生成固体对苯二甲酸。浆料从反应器底部排出后进入浆料处理单元，该单元的主要任务是分离母液和TA固体，回收浆料中的能量，对母液进行净化处理以控制杂质浓度，同时回收催化剂。反应热通过溶剂醋酸的蒸发带出，醋酸蒸汽与尾气一道从顶部移出反应器，进入尾气处理单元。该单元的主要任务是回收反应热、回收醋酸溶剂、净化尾气。

由于对二甲苯氧化过程放热量很大(每千克对二甲苯氧化后放出1.26×10⁷J反应热)，同时过程各单元和设备能量消耗也很高，因此能量的综合利用就是一个很重要的问题，需要在反应器设计和流程设计方面进行周密考虑。首先，在反应器设计方面，目前工业化的鼓泡塔反应器主要采用带搅拌桨的釜式结构，如专利US5211924与专利US5102630介绍的搅拌釜反应器带有两层搅拌桨。这类反应器设备造价高，运行时耗电量大(每立方容积耗电2～3kw)，同时反应热也没有得到直接和有效的利用。专利ZL94103145.4和专利US5463113公开的反应器在氧化器上方设置了一个精馏塔，利用反应热作为精馏热源，使能量利用更为合理。但是这种反应器上部精馏段过于细长，使得下部反应段高度受到限制，反应段高径比小，工业实施时往往需要在底部朝上安装一个搅拌桨以促进混合和强化固体悬浮，这就加大了反应器投资和运行费用。

其次，在流程设计方面，现有的工艺一般都采用尾气多级冷凝的方法产生不同能级的蒸汽来回收反应热，冷凝液再抽出一部分进行精馏脱水回收醋酸溶剂；对于反应浆料的处理，有的工艺采用多级蒸发与过滤方法进行液固分离，有的采用多级离心方法进行分离。不同工艺的能量消耗指标各不相同，但在节能方面都还存在很大的潜力。为了进一步节能挖潜，专利US5723656公开了一种方法，将鼓泡塔反应器塔顶尾气直接引入一个精馏塔，然后对精馏塔顶尾气进行多级冷凝换热回收其能量，尾气再进入膨胀机做功。专利US6143925介绍的方法是在反应器上方设置一个高效精馏塔，分离醋酸与水，尾气通过多级冷凝产生不同能级的蒸汽，然后将蒸汽引入透平做功。专利ZL99108695.3 ZL99109477.8介绍的方法是将电动机、压缩机、蒸汽透平、膨胀机共轴连接，由不同能级的副产蒸汽驱动蒸汽透平，反应尾气加热后再引入膨胀机做功。但是，上述方法有些难以实施，例如专利US5723656和US6143925介绍的通过与鼓泡塔反应器相连的一个精馏塔来完成全部醋酸脱水的任务就要求分离设备十分庞大，因为反应尾气的温度压力较高，同时还含大量惰性气体。另一方面，目前公开的各种专利技术都是一种局部的节能措施，虽然实施后有可能对某些单元和设备产生一定的节能效果，但难以达到全流程能耗最低的目的。因此，有必要采用系统工程的方法对全系统的能量集成进行综合考虑和优化设计，形成最佳的流程设计方案。

发明内容

本发明目的在于提供一种造价更低、节能效果更好的对苯二甲酸生产方法和设备，用于过程流程的设计和工艺改进。为了实现上述目的，本装置由三部分组成：鼓泡塔反应器、浆料处理装置、尾气处理装置；方法的整体思路是：采用带有气体分离段的鼓泡塔反应器实现对二甲苯的液相催化氧化；浆料处理装置采用多级蒸发、过滤、干燥步骤回收固体对苯二甲酸；尾气处理装置采用多级冷凝副产蒸汽回收反应热、采用共沸精馏方法回收溶剂；流程中各单元、设备、流股的配置和相关工艺条件按照产品生产成本最小的要求来优化确定。

本发明提供了一种对苯二甲酸生产装置，包括鼓泡塔反应器、浆料处理装置、尾气处理装置，鼓泡塔反应器呈直筒形，内部自上而下依次为气体处理段，自由空间段和三相反应段，气体处理段占鼓泡塔反应器总高的10～30％，三相反应段占鼓泡塔反应器总高的60～85％；在气体处理段中安装有填料或持液塔板，在三相反应段的下部水平安装有气体分布器，气体分布器与鼓泡塔进气口相连，在气体分布器上方的三相反应段上设有原料进料管，塔底设有出料管，塔顶设有尾气管和冷凝液回流管；鼓泡塔进气口与空气压缩泵相连。浆料处理装置包括与出料管相连的多级蒸发器，多级蒸发器的上出口通过热交换器后、分别与醋酸储罐、尾气吸收塔相连、精馏塔相连，多级蒸发器的下出口与过滤机相连，过滤机的出口分别与原料进料管、母液净化装置、干燥机相连；母液净化装置的出口与醋酸储罐相连。尾气处理装置包括多级冷凝器，多级冷凝器的壳程与蒸汽透平、热源相连，多级冷凝器的管程经过汽液分离器后分别与冷凝液回流管、精馏塔、尾气吸收塔相连；精馏塔与热交换器的出口相连，精馏塔的下出口分别与原料进料管、醋酸储罐相连，精馏塔的上出口分别与冷凝液回流管、油水分离器相连，油水分离器的出口分别与共沸剂回收塔、对二甲苯回收塔相连；尾气吸收塔的出口与尾气净化器相连。

采用上述装置生产对苯二甲酸的方法，包括如下步骤：

1)、氧化反应：对二甲苯和溶剂醋酸从原料进料管、含氧气体从鼓泡塔进气口经过气体分布器后，分别进入鼓泡塔反应器内的三相反应段进行氧化反应；反应所得气体经过气体处理段后、从尾气管排出，反应所得的浆料从出料管排出；

2)、浆料处理：从出料管排出的浆料在多级蒸发器内进行减压降温，从多级蒸发器上出口排出的气体进入热交换器进行热交换，所得的冷凝液引入醋酸储罐，不凝性气体引入尾气吸收塔进行处理，蒸汽引入精馏塔进行脱水并提供部分热源；从多级蒸发器的下出口排出的浆料经过过滤机的过滤分成母液和固体，固体进入干燥机中干燥以回收醋酸，大部分的母液经过原料进料管回到三相反应段，少部分的母液经过母液净化装置进行净化处理，同时回收母液中的金属催化剂成分，净化后的母液进入醋酸储罐；

3)、尾气处理：从尾气管排出的尾气经过多级冷凝器的处理后，产生的蒸汽通过壳程驱动蒸汽透平和给精馏塔提供热源，产生的冷却水通过壳程冷凝尾气；所述冷凝尾气从多级冷凝器的管程出来、经过汽液分离器后，尾气依次通过尾气吸收塔、尾气净化器进行净化，冷凝液一部分通过冷凝液回流管返回到鼓泡塔反应器内部、一部分引入精馏塔分离醋酸与水，热交换器出来的也引入精馏塔分离醋酸与水；分离后的醋酸部分通过原料进料管进入鼓泡塔反应器内部，部分进入醋酸储罐；从精馏塔上出口出来的汽体冷凝所得的冷凝液，部分经回流管进入鼓泡塔反应器内部，部分抽出进入油水分离器进行分离，分离所得油相再引入共沸剂回收塔共沸剂回收塔进行精馏脱水，共沸剂进入对二甲苯回收塔以净化共沸剂。

以下对本发明的要点进行详细说明：

一.氧化反应单元

本发明给出的鼓泡塔反应器结构示于图2，反应器为一直筒形的带有气体分离段的鼓泡塔反应器，内部从上到下由三段组成：上部为气体处理段，中下部为三相反应段，二者之间为自由空间段。工作时，原料对二甲苯、溶剂醋酸和催化剂混合后从原料进料管加入反应器内，含氧气体从鼓泡塔进气口经气体分布器鼓泡通入，与对二甲苯发生反应，生成固体对苯二甲酸。反应所产生的固体浆料从出料管排出，进入浆料处理单元，母液过滤分离后大部分回流到反应器内，少部分抽出进行净化和催化剂回收。反应热通过溶剂醋酸的蒸发移出，溶剂蒸汽与尾气通过尾气管流出反应器进入尾气回收单元，尾气中的醋酸蒸汽经冷凝后大部分回流到反应器内，少部分抽出脱水处理以移出反应中生成的水，控制反应器内的含水量。

有关鼓泡塔反应器结构与工艺条件的设计要点包括以下方面：

1.鼓泡塔反应器三相反应段

三相反应段是鼓泡塔反应器的主体部分，在此发生气液接触和化学反应。本发明采用的鼓泡塔反应器是鼓泡塔构型，不同于现有的大多数工艺所采用的搅拌釜构型。之所以选择鼓泡塔，是因为根据化学工程的研究，对二甲苯液相氧化的最大反应速率慢于最大气液传质速率，例如，对于搅拌釜，二者速率之比为0.2～0.3，而对鼓泡塔，这一比值在0.3～0.4之间，因此，工业氧化过程基本上为液相化学反应所控制，采用鼓泡塔的构型能够满足反应对气液传质的要求。同时，在反应条件下鼓泡塔内湍动剧烈，混合良好，在液相混合、固体悬浮、溶剂蒸发、液相氧浓度分布几个方面也能满足氧化反应过程的要求，获得与搅拌釜类似的反应效果。另外，鼓泡塔结构简单，造价低廉，没有搅拌桨等运动部件，运行时更节能省电。

三相反应段的高度就是反应浆料的液位高度，占鼓泡塔反应器总高度的60～85％，以保证反应段具有足够的体积和浆料停留时间。气体分布器安装在塔的下部。对二甲苯与溶剂醋酸、催化剂以及回流母液混合后从气体分布器上方、反应段高度的1/4～1/2处通过进料管加入，反应生成的浆料从塔底部的浆料管排出。

气体分布器是通入气体的均布装置，其形式可以多种多样。如可以采用常规的多孔板分布器、环形分布器或多管分布器。

2.气体分离段

在鼓泡塔反应器上部设有气体分离段，其功能主要是促使下部反应段上升的蒸汽和尾气与塔顶冷凝后回流的含水醋酸充分接触，一方面回收尾气中夹带的固体颗粒，一方面进行溶剂的精馏，分离醋酸和水。气体分离段的结构与一般精馏塔相似，可以采用高效填料塔，也可以采用筛板塔或浮阀塔，或几种塔板、填料的组合形式。回流的冷凝液从塔顶向下流动，反应尾气和蒸汽向上流动，二者逆流接触，实现固体的回收和溶剂的分离。

常规的鼓泡塔反应器通常在上部设置一扩大段分离固体颗粒和液沫，但是对于对二甲苯氧化过程这一方案却难以奏效，因为该过程气体处理量和溶剂蒸发量很大，空塔气速极高(达0.3～1.0米/秒)，采用扩大段难以有效分离固体颗粒和减少液沫夹带，因此本发明采用了上下均匀的鼓泡塔筒体，同时在上部设置了由持液塔盘或填料组成的气体处理段，用于分离固体。另一方面，在鼓泡塔反应器上方设置精馏段可以直接利用反应热进行溶剂醋酸与水的分离，有利节能。理论上，气体分离段所具有的塔板数越多，能量回收率就越高，因此专利US5723656和US6143925提出采用一个与反应器相连的高效精馏塔来完成从尾气中回收全部醋酸的任务，但这是比较困难的，因为反应的温度与压力都比较高，尾气中还含有大量不凝性气体，难以做到醋酸与水的完全分离。因此，从整个系统的优化考虑，应当采用多段精馏来分配脱水负荷，即一部分脱水任务在反应器的气体分离段完成，一部分在后续的尾气回收单元中完成。本发明给出的合适的反应器分离段的理论塔板数为5～15块理论板，相应的气体分离段的高度占总塔高的10～30％。

从气体分离段的最下方一块塔板到三相反应段的液位之间，是反应器的自由空间，其高度占总塔高的5～15％，主要是为液面的波动与喷溅留出余地，防止其对气体分离段产生影响。

3.反应器高径比

反应器的高径比(即高度与直径之比)是一个重要的设计参数，当反应器产能和体积一定时，不同的高径比对应着不同的反应器直径和高度，导致空塔气速和下部压力各不相同。高径比的确定需要兼顾气体分离段的流动与传质要求、三相反应段的气液传质与气速径向分布、气含率和反应器停留时间等多方面的因素。本发明给出的合适的三相反应段的高径比在3～7之间，根据这一参数可以计算出气体分离段和自由空间段的相应高度。

4.氧化反应条件

反应温度是最重要的过程设计参数。根据化学工程的原理，采用较高的反应温度可以提高副产蒸汽的能量品位，有利节能；高温反应条件还有利于TA晶体长大，便于过滤干燥；同时，高温下催化剂用量和杂质生成量也较少，有利于母液净化。但是，过高的温度将使原料和溶剂的燃烧副反应加剧，物料损耗增加，同时也使设备投资增大。综合考虑上述利弊，根据全系统能耗和物耗最小化的要求，本发明给出的合适反应温度为185～195℃，相应的压力为1.0～1.8MPa。

反应器停留时间(定义为反应器内的液相体积/出口液体体积流量)主要影响氧化反应的深度、晶体粒径和反应器产能。本发明给出的合适的反应器停留时间为50～120分钟。

其它反应条件为：

进料溶剂比——即加入反应器的原料对二甲苯与溶剂含水醋酸的质量比，为1∶3～1∶10。

催化剂浓度与配比——反应器内钴、锰、溴三种离子在液相中的总浓度为1000～3000ppm，其中钴/锰的原子比为3∶1～1∶3，金属催化剂(钴+锰)与溴的原子比为0.5～2.0∶1。

含水量——反应器内液相含水量为6～15％(w/w)。

尾气氧浓度——尾气中氧与氮气的体积比为3～6％。

二、浆料处理单元

鼓泡塔反应器中生成的固体对苯二甲酸随母液一道从反应器底部浆料管排出，进入浆料处理单元，如图3所示。浆料处理单元包括多级蒸发器301、302、303、过滤机304、干燥机305和母液净化装置306，以及相关的附属设备。其功能是进行液固分离回收对苯二甲酸、回收浆料流股的能量、对母液进行净化以控制液相中杂质含量。分别说明如下：

1.多级蒸发器

从鼓泡塔反应器排出的浆料温度与压力较高，为便于进行液固分离，同时也使液相中溶解的少部分TA结晶析出，需要对浆料进行减压降温。采用一级闪蒸方法虽然也可达到目的，但难以回收浆料中的能量。此外，反应母液中还有部分反应中间物如对甲基苯甲酸、对甲基苯甲醛等未全部转化为对苯二甲酸，需要补充氧化。因此，设置多级蒸发器一方面可以回收不同能级的蒸汽能量，一方面还可以在蒸发器中通入部分含氧气体进行补充氧化，提高TA收率。

多级蒸发器301～303由3个串连的搅拌釜组成，各釜体积与结构相同。第一蒸发器301的温度比鼓泡塔反应器低2～5℃，压力低0.1～0.3MP以使浆料在压差推动下由浆料管自动进入蒸发罐。第一蒸发器中浆料的停留时间为20～40分钟。含氧气体从第一蒸发器的底部通入以促进氧化反应的深度进行，通入的气体总量占鼓泡塔反应器气体通入量的2～8％，尾气中的O₂/N₂比(体积比)控制在3～6％。降压后蒸发的蒸汽与反应尾气从釜顶流出，经过一个热交换器冷凝后回收的冷凝液引入醋酸储罐，不凝性尾气引入到尾气处理单元进行吸收和净化，热交换器副产的蒸汽用于为其它设备提供热源或动力。第二蒸发器302温度和压力进一步降低以促使更多的溶剂蒸发，蒸汽直接引入到尾气处理单元的精馏塔G16下部进行脱水，同时也为该精馏塔提供部分热源。最后一级蒸发器303将压力降至常压或负压以便浆料过滤。

2.过滤、干燥与母液净化

从多级浆料蒸发器出来的浆料进入过滤机304过滤分离母液与固体，同时通入一定量的醋酸进行洗涤以减少固体中的杂质和催化剂含量。过滤后的固体输送到干燥机305中进行干燥以回收醋酸。过滤母液大部分回流到鼓泡塔反应器内，少部分抽出到母液净化装置306进行净化处理以控制循环母液中的杂质含量，同时回收母液中的金属催化剂成分。

母液的净化采用蒸发浓缩的方法回收溶剂醋酸，所得到的杂质残渣用水溶解萃取回收催化剂，也可用草酸沉淀法回收催化剂。

三、尾气回收单元

从鼓泡塔反应器塔顶流出的气体含大量醋酸与水的蒸汽、部分不凝性气体(N₂，CO₂，CO)、以及少量其它有机组分(对二甲苯、溴甲烷、醋酸甲酯等)，需要通过尾气回收单元进行处理，回收能量和溶剂醋酸，进行尾气净化，随后排放。尾气处理单元的流程结构亦示于图3，包括多级冷凝器205、206、207、208、共沸精馏塔组216、219、220，尾气吸收和净化装置213、214，以及蒸汽透平和膨胀机等设备，说明如下：

1.多级冷凝器

鼓泡塔反应器顶部的多级冷凝器205～208同时也是蒸汽发生器，由几个串连的列管式换热器组成，其中反应尾气通过管程，冷却水和副产蒸汽通过壳程。冷凝器的功能一方面是冷凝反应尾气，将溶剂醋酸冷凝后回流到反应器内，一方面副产蒸汽回收反应热。多级冷凝器一般设置3～4级以生成不同能量品位的蒸汽。冷凝液一部分从塔顶回流到反应器内，一部分抽出进行脱水以除去反应生成的水，控制反应器中的含水量。第一冷凝器生成的高压蒸汽和第三冷凝器生成的中压蒸汽主要用于驱动蒸汽透平，第二级冷凝器生成的中压蒸汽主要用于为共沸精馏塔提供再沸器热源。第三级以后的冷凝器用冷却水将尾气冷凝到给定温度、不再副产蒸汽。

2.精馏塔组

尾气冷凝后的凝液需抽出一部分进行脱水以控制反应器中的含水量。抽出液引入精馏塔216分离醋酸与水。本发明给出的精馏塔采用共沸精馏方法和多股进料措施以利节能。待分离的冷凝液(含水和醋酸)从塔中部进料，另一股来自浆料处理单元第二蒸发器的含水醋酸蒸汽从塔下部加入，分离后的醋酸从塔底流出，部分回流到鼓泡塔反应器，部分作为洗液提供给其它设备。水蒸汽从塔顶流出，经冷凝后部分抽出，部分回流塔顶。回流比一般保持在1.5～4.5以控制塔顶尾气中的醋酸浓度。再沸器热源部分来自鼓泡塔反应器塔顶第二冷凝器副产的蒸汽，部分来自第二浆料蒸发器送来的含水醋酸蒸汽。共沸剂可选择醋酸正丁酯，或醋酸正丙酯。塔底再沸器温度为110～130℃，塔顶尾气温度为80～100℃。

精馏塔塔顶冷凝液中除了水以外，还富含共沸剂，部分凝液被抽出到油水分离器218中进行分层，上层油相再引入共沸剂回收塔219进行精馏脱水。此外，脱水塔216的进料中还含有少量的对二甲苯，精馏时容易富集在共沸剂中，因此还需设置一个对二甲苯回收塔220以净化共沸剂。这样，承担溶剂脱水负荷的精馏塔就由三个塔组成：共沸精馏塔216、共沸剂回收塔219与对二甲苯回收塔220。

3.尾气吸收与净化装置

从反应器出来的尾气经过多级冷凝以后，还含有少量醋酸、对二甲苯、以及其它有机组分，应当进一步回收和净化。尾气先通过吸收塔213吸收对二甲苯和醋酸，经吸收后的尾气进入净化装置214进行催化氧化或燃烧，一方面除去有机物质，一方面提高尾气温度。净化后的尾气进入尾气膨胀机做功，回收气体的膨胀能，随后排放。压缩机202、膨胀机204、蒸汽透平203与启动电机201一道采用共轴方式连接以利节能。

四.系统能量集成和工艺优化

对二甲苯氧化是强放热反应，反应热的有效利用是过程节能的主要措施。大部分氧化反应热通过反应器各级尾气冷凝器回收，产生不同能级的蒸汽，部分用于驱动蒸汽透平，为压缩机提供动力，部分用于为脱水塔、干燥机、母液净化装置等设备提供热源。另一部分能量通过多级浆料蒸发器产生的蒸汽回收。本发明按照系统工程的方法综合考虑反应产生的能量和各单元设备用于分离的能量之间的供求平衡。蒸汽的分配和流股之间的换热按照系统能量集成方法优化配置，使得系统所需公用工程的加热与冷却负荷最小。按照图3所示的流程设计和典型的反应条件，系统各单元流股的能量供给与能量需求负荷列于图4，其中鼓泡塔反应器、各级冷凝器、各级蒸发器的蒸汽和尾气为提供能量的热流股，精馏塔组、干燥机、母液净化装置所需热源为冷流股，流股之间的能级匹配和能量分配在图上用箭头表示。图中左边的热流股中，产能最多、能级最高的是各级尾气冷凝器副产的蒸汽，所提供的能量除一部分用于右边冷流股的加热之外，相当一部分还用于驱动蒸汽透平做功，为压缩机提供动力。做功这部分能量用图中间部分的框图与箭头表示。温度低于115℃的热流股，如脱水塔塔顶蒸汽和冷凝后的反应尾气，其能级较低已不再有利用价值，这部分废热需靠外界提供的冷却水冷却。温度高于135℃的冷流股，如干燥机所需热源，已无法采用热流股加热，需外部公用工程提供，但这部分能量需求较小。系统中除压缩机外(未标出)耗能最大的是脱水塔，其能量由低于135℃的冷流股可以用热流股副产的蒸汽换热或者直接与热流股进行匹配换热。

本发明给出的各单元、设备的工艺条件和能量匹配方案均按照全系统物耗和能耗最小原则确定，相关工艺参数将通过实施例1予以说明。

附图说明

图1是对苯二甲酸生成过程的单元模块和工艺任务图；

图2是本发明提供的鼓泡塔反应器100的放大结构示意图；

图3是本发明的工艺流程简图；

图4是对苯二甲酸生产过程的各单元流股的能量能级和流股匹配图。

具体实施方式

如图1所示：生产过程包括三个单元：氧化反应单元、浆料处理单元和气体处理单元。原料对二甲苯和含氧气体在鼓泡塔反应器100发生反应，生成固体对苯二甲酸；反应浆料进入浆料处理单元，该单元的任务和功能是进行液固分离回收对苯二甲酸、对母液进行净化控制杂质含量、回收浆料中的部分能量，所得到的粗对苯二甲酸送入精制工序进一步制成精对苯二甲酸；鼓泡塔反应器100出来的蒸汽和尾气进入尾气处理单元，该单元的任务和功能是回收反应热和气体膨胀能，回收溶剂醋酸，进行气体净化以达到排放标准。

如图2所示，生产对苯二甲酸的鼓泡塔氧化装置包括上下均匀的鼓泡塔反应器100，鼓泡塔反应器100内自上而下依次为气体处理段101，自由空间段102和三相反应段103。气体处理段101占鼓泡塔反应器100总高度的10～30％，三相反应段103占鼓泡塔反应器100总高度的60～85％，自由空间段102占5～15％，在气体处理段101中安装有填料或持液塔板108，用于回收尾气中夹带的固体颗粒和部分醋酸，在三相反应段103的下部水平安装有气体分布器107，气体分布器107与鼓泡塔进气口105相连，在气体分布器107上方位于三相反应段103高度的1/4～1/2处设有原料进料管104，塔底设有出料管106，塔顶设有尾气管110和冷凝液回流管109，尾气管110与多级冷凝器的入口相连，冷凝器的液体出口分别与冷凝液回流管109和后续的精馏塔216相连，冷凝器的气体出口与后续的尾气处理单元相连。部分冷凝液通过回流管109回流鼓泡塔反应器100内，另部分送入后续精馏塔216脱水，不凝性尾气送入后续尾气处理单元进一步处理。

如图3所示，对苯二甲酸的生产流程实施如下：(其中301～306为浆料处理单元主要装置，201～221为气体处理单元主要装置，1～48为主要工艺管线和流股编号)

管线1向鼓泡塔反应器提供原料对二甲苯(PX)，经管线2加入钴、锰金属和溴化物作为氧化反应的催化剂，同时，管线3和5提供氧化所需溶剂醋酸。空气压缩机202将常压空气压缩至1.2～2.0MPa左右(比鼓泡塔反应器R1内的压力高约0.2MPa)，经管线4通入鼓泡塔反应器100中，高压空气中的氧气作为反应的氧化剂。反应温度为185～195℃，压力为1.0～1.8MPa。PX在反应器中经过液相氧化生成固体对苯二甲酸(TA)，浆料停留时间50～120min。

三相反应段103中产生的蒸汽和尾气经过自由空间段102进入气体分离段101，与塔顶回流的冷凝液逆流接触，气体中夹带的固体对苯二甲酸颗粒被回收，随液体回流到下部三相反应段103，同时醋酸与水在气体分离段101中进行精馏分离，轻组分水随蒸汽从尾气管110排出，经由管线8到冷凝器进行多级冷凝，而溶剂醋酸则得以浓缩，和固体物质一起回流到下部三相反应段103中。

反应器塔顶流出的尾气，经管线8进入多级冷凝器205～208的管程，冷凝器壳程走冷却水和蒸汽。第一～三级冷凝器205～207将产生不同温度和压力的饱和水蒸汽，按一定的配比分别用于蒸汽透平203的动力和其它工艺设备的热源。其中第一冷凝器205产生的水蒸汽约2/3用于驱动蒸汽透平203，其余用于其它设备的供热；第二冷凝器206产生的蒸汽主要用于为精馏塔216提供再沸器热源；第三冷凝器207产生的蒸汽也主要用于驱动蒸汽透平203。

从最后一级尾气冷凝器208出口的流体温度已降至100～110℃，送至气液分离器209中，分离出的液相绝大部分经管线7回流至鼓泡塔反应器100内，少部分液体经管线13送入精馏塔216进行溶剂醋酸脱水。而由汽液分离器209分离出的气体经管线10送入冷凝器210中进一步冷凝和闪蒸，液体部分通过管线12通入到精馏塔216中分离醋酸和水，气体则经由管线11通入到尾气吸收塔213底部，回收醋酸和其中夹带的对二甲苯。

在尾气吸收塔213中，尾气分别与醋酸和水逆流接触，尾气中夹带的对二甲苯和醋酸分别被液相醋酸和水吸收。醋酸洗液分别来自醋酸储罐215和冷凝闪蒸器212，该洗液吸收对二甲苯后经管道23送回鼓泡塔反应器100。经酸洗后的尾气再进入吸收塔上部，用水吸收气相中的醋酸。水洗液由共沸剂回收塔219经管线21送来，吸收醋酸后从侧线排出，由管线24通入精馏塔216中部，分离醋酸和水。

从吸收塔顶部排出的尾气进入尾气净化器214，进行氧化和升温，随后引入尾气膨胀机204回收膨胀能。膨胀机204与空气压缩机202、蒸汽透平203以及启动电机201共轴。蒸汽透平203由尾气冷凝器205～207副产的蒸汽驱动，将蒸汽的热能转化为机械能，和膨胀机一起提供压缩机所需的能量。蒸汽剩余能量则经过透平转化为电能，可以向外部输送。当装置开车时，首先由电动机201带动空气压缩机启动整个系统运行，当生产过程达到稳定状态后，则将电机驱动切换为蒸汽透平和膨胀机驱动，回收的能量除系统自给外还有富余电力输出。

从气液分离器209得到的尾气冷凝液大部分经管线7回流至鼓泡塔反应器100，少部分抽出进行脱水以移出反应生成的水。抽出液与冷凝器210的凝液及尾气吸收塔213的水洗液一道经管线28送至精馏塔216中部进料，进行精馏脱水。同时，由浆料处理单元第二蒸发器302产生的蒸汽从精馏塔216底部进料，提供脱水所需部分能量，其余能量由第二冷凝器206产生的水蒸汽通过再沸器换热器提供。共沸剂(醋酸丁酯或醋酸丙酯)与水经管线36由塔顶加入，精馏后的汽相产物富含水与共沸剂，从塔顶流出，经由管线35至冷凝器217冷凝，在油水分离器218中分离为水相和油相。部分油相(含水4～10％wt)，由管线36回流至精馏塔216中。水相(含共沸剂1～5％wt)由管线39送至共沸剂回收塔219精馏，回收得到的共沸剂(含共沸剂45～60％wt)经由管线38送至油水分离器218分离共沸剂和水，使共沸剂得以循环使用。油水分离器218的油相中还含有少量的对二甲苯，一部分油相由管线47送至对二甲苯回收塔220中，其液相产物富含对二甲苯，由管线44回送到鼓泡塔反应器100，其气相产物富含共沸剂，由管线37送回到油水分离器218。

醋酸在精馏塔216中浓缩后(浓度＞90％wt)，从底部出料，由管线29送至醋酸储罐215。回收的醋酸一部分经管线33送回鼓泡塔反应器100，一部分用作浆料过滤和尾气吸收的清洗液。

从鼓泡塔反应器底部排出的浆料经管线6进入第一浆料蒸发器301，一方面减压蒸发，一方面进行补充氧化。含氧气体由管线14通入浆料蒸发器301底部，产生的蒸汽和尾气由管线16进入热交换器211，分离得到汽相和液相。液相直接由管线18送至醋酸储罐215，汽相经管线17送入冷凝闪蒸罐212进一步分离，得到的液相经管线20送至尾气吸收塔213作为清洗液，汽相经管线19也送至尾气吸收塔213上部回收其中的醋酸。

从第一浆料蒸发器301流出的浆料经管线15送至第二浆料蒸发器302进一步减压蒸发，产生的蒸汽由管线30送入精馏塔216底部，提供脱水所需的部分能量，浓缩后的浆料经管线31直接输送到第三浆料蒸发器303，该蒸发器压力降至常压，产生的蒸汽由冷凝器冷凝后回流，使温度降至85～95℃，以便于后续的过滤和干燥。

从第三浆料蒸发器303流出的浆料通过管线32送至过滤机304分离母液和固体，同时，由醋酸罐215经管线34输送部分醋酸到过滤机304对固体进行洗涤。过滤机304母液大部分由管线42回流至鼓泡塔反应器100，少部分(5～10％)抽出进行母液净化和催化剂回收，回收的醋酸经由管线27送至醋酸储罐215。过滤洗涤后的固体经管线40送至干燥机305干燥，使含湿率由10～15％降至0.05～1％。干燥后的粗TA将送到精制单元进一步氢化处理，得到精对苯二甲酸。

如图4所示，各流股的能量按温度高低由上到下依次排列。左边部分为提供能量的热流股，其长短表示所能提供的能量数值大小，其温度表示能量的级别，是有效能的度量。右边部分为需要加热的冷流股，其长短表示耗能大小，温度表示所需要的能量级别。图中的箭头表示指定的流股之间的能量分配或匹配，箭头上的数字表示各流股提供能量的数额，中间部分的框图和箭头表示由热能转化为机械能做功。

以下将通过实施例1和对比例进一步说明本发明的优点和实施细节。

实施例1.

采用本发明给出的方法与设备进行年产60万吨的对苯二甲酸流程与装置设计，年生产时间7600小时，由图1确定的各单元功能与任务经系统组合优化得到图3所示的流程，各个单元设备的工艺条件按照物耗与能耗最小化原则确定，各流股之间的能量匹配按照系统能量集成的原理进行优化。所得相关工艺参数按照单元顺序罗列如下：

1.鼓泡塔反应器

采用图2所示的两台鼓泡塔鼓泡塔反应器并联操作，单台反应器的生产能力为30万吨/年，浆料处理和尾气处理采用单套装置。反应器尺寸及工艺参数列于表1，反应结果及相关指标列于表2。

                         表1鼓泡塔反应器尺寸及工艺条件

                                          塔顶压力                     催化剂浓度

直径    总高    反应段体    反应段温度                PX处理量

                                          (MPa，绝                     (ppmHAc)

(m)     度(m)   积(m³)     (℃)                      (10³kg/h)

                                          压)                        Co     Mn     Br

4.70    32      360         190           1.24        51.1           380    380    760

                                                      尾气分离

进料HAc/PX     空气流率    冷凝液回流    冷凝液回流

                                                      段理论塔

质量比         (标m³/h)   比            温度(℃)

                                                      板数

4∶1           9.9×10⁴   22            102          7

                        表2鼓泡塔反应器输出指标

PX转化率    TA收率(％)   反应段气含率    反应段固含率  TA晶体粒径   母液含水量

(％)                     (％)            (％)          (um)         (质量％)

99.5        96           46              27.8           87           9.2

母液4-CBA   固相4-CBA    尾气CO_X浓      尾气醋酸浓度  尾气PX浓度   尾气氧浓度

浓度(ppm)   浓度(ppm)    度(CO_X/N₂％) (HAC/N₂％)   (PX/N₂％)   (O₂/N₂％)

2584        4773         1.67            0.93          7.7×10^-5    3.5

表1和表2中，PX指对二甲苯，TA指对苯二甲酸，CO_X浓度指CO₂和CO浓度之和，4-CBA指对羧基苯甲醛(以下表中均同)，HAC指醋酸。母液4-CBA浓度＝液相4-CBA质量/溶剂醋酸和水的质量，固相4-CBA浓度＝固相4-CBA质量/固相TA质量。

2.浆料处理单元

采用三级浆料蒸发器逐级减压蒸发，第一浆料蒸发器通入少量空气深度氧化，第二浆料蒸发器产生的蒸汽直接通入脱水塔，第三蒸发器出口浆料进入过滤机和干燥机制得粗TA产品。三级蒸发器及过滤干燥设备的工艺参数列于表3～6。

                     表3第一浆料蒸发器工艺参数

                                                       浆料4-CBA浓度

体积     压力    温度   固含率  停留时间  空气流率

                                                       (ppm)

(m³)    (MPa)   (℃)   (％)    (min)     (Nm³/h)

                                                       固相     液相

87.2     1.095   185    32      33        3.1×10³    2300     ＜100

                     表4第二浆料蒸发器工艺参数

体积     压力      温度      固含率    停留时间    蒸汽产率

(m³)   (MPa)     (℃)      (％)      (min)       (kg/h)

66       0.217     136        41       34.6        52996

                     表5第三浆料蒸发器工艺参数

体积     压力      温度      固含率    母液含水    停留时间

(m³)    (MPa)    (℃)      (％)       量(％)      (min)

66        0.05     96        41        5.9         34.6

                      表6过滤干燥过程参数

         过滤机                              干燥机

过滤面积  面积负荷     滤饼含湿(m2)     (kgTA/m2.h) 率(％)	换热面积  热负荷    出料含湿  催化剂残(m2)     (KW)      率(％)    留(ppm)
		38.7      2.2×103    14.7	4500      2.8×103 0.5       35.4

3.尾气处理单元

鼓泡塔反应器顶部尾气采用四级冷凝，前三级副产蒸汽，第四级用冷凝水冷凝到102℃，凝液的95％回流至反应器尾气处理段，5％抽出引至脱水塔精馏分离。四级冷凝器换热负荷及操作条件列于表7。

                   表7反应器各级尾气冷凝器工艺参数

           第一冷凝器                                第二冷凝器

尾气出口 副产蒸汽 换热面积  换热负荷温度(℃) 温度(℃) (m2)    (KW)	尾气出口  副产蒸汽  换热面积  换热负荷温度(℃)  温度(℃)  (m2)    (KW)
		165      140      3200      6.5×104	155       130       1900      3.3×104

          第三冷凝器                           第四冷凝器

尾气出口  副产蒸汽  换热面积  换热负荷温度(℃)  温度(℃)  (m2)    (KW)	尾气出口  换热面积  换热负荷温度(℃)  (m2)     (KW)
		130       115       2300      4.4×104	102       2000      2.8×104

尾气凝液和第二浆料蒸发器的蒸汽采用共沸精馏方法脱水，共沸剂为醋酸正丁酯(NBA)，凝液从塔中部进入，蒸汽从塔釜进入。再沸器热源采用反应器尾气第二冷凝器副产的蒸汽。精馏塔组的工艺参数由表8～10给出。

                            表8脱水塔工艺参数

理论塔板    液相进料    汽相进料     塔顶压力    塔底压力     回流比

数          位置        位置         (MPa)       (MPa)

30          15          30           0.1         0.12         2.1

再沸器负    冷凝器负    塔顶酸浓     塔底酸浓    塔顶温度     塔底温度

荷(KW)      荷(KW)      度(质量％)   度(质量％)  (℃)         (℃)

1.7×10⁴   2.2×10⁴   ＜0.1        92          92           119

                         表9共沸剂回收塔工艺参数

理论塔  进料位  中部出              再沸器负荷   底部出料共  中部出料共  顶部出料共

                           回流比

板数    置      料位置              (KW)         沸剂浓度    沸剂浓度    沸剂浓度

21      12      10         20       3.0×10³    ＜0.1       86          ＜0.1

                    表10对二甲苯回收塔工艺参数

                                 再沸器负荷  底部出料       顶部出料

理论    进料位置    回流比

                                 (KW)        PX浓度(％)     PX浓度(％)

20      2           1.3          5.0×10²   99             3.5

反应器尾气经过四级冷凝后，进入尾气吸收塔吸收对二甲苯和醋酸，吸收塔采用两段结构，下段先用醋酸溶液吸收尾气中含有的对二甲苯，上段用水吸收尾气中含有的醋酸，相关工艺参数由表11给出。

                         表11尾气吸收塔工艺参数

下段喷淋       下段出口气体组分浓度                      上段出口气体组分浓度

                                           上段喷淋

醋酸流率

             水含量  醋酸含量   PX含量     水流率     水含量  醋酸含量    PX含量

(kg/h)

2.7×10⁴    2.4     0.3       1.4×10^-4 4.2×10³  3.3     2.6×10^-4  1.4×10^-4

4.主要物耗及能耗指标

根据上述实施方案，表12给出了该工艺过程每吨TA的物料消耗与能量消耗，其中醋酸与对二甲苯的消耗仅仅考虑了主要装置鼓泡塔反应器、脱水塔、尾气吸收塔、干燥机等的物料消耗，不包括其它附属设备的物料消耗。能量消耗也只考虑图3中的主要设备能耗，不包括附属设备、仪表等的电耗。回收的蒸气能量也都统一折算成电能考虑，因此表中给出的主要设备电耗就是考虑能量回收以后系统以电能计算的净消耗。

                                表12物耗和能耗

             主要设备物耗(kg/tTA)       主要设备电耗  冷却水消耗  外供蒸汽消

对二甲苯    醋酸    共沸剂    催化剂    (KW.h/tTA)    (t/tTA)     耗(t/tTA)

648.5       38.5    0.5       0.2         41.5        24.4        0.05

对比例1

为进一步说明本发明的优点，可将本发明给出的生产流程与现有的典型工艺进行比较。作为对比例1，所参照比较的流程是采用常规的搅拌釜反应器代替本发明的鼓泡塔鼓泡塔反应器，同时尾气处理单元的脱水塔是采用普通精馏来代替本发明采用的共沸精馏，浆料处理单元以及其它设备的配置与条件与本发明相同。

表13～15给出了年产60万吨对苯二甲酸的比较流程的主要设备工艺参数，表16列出了相关的物耗与能耗指标。

                      表13搅拌釜鼓泡塔反应器工艺参数

                                                                     催化剂浓度

反应器台   单台反应    反应段温  塔顶压力     PX处理量   进料HAc/

                                                                     (ppmHAc)

数         段体积(m³)  度(℃)    (MPa，绝压)  (10³kg/h)  PX质量比

                                                                     Co    Mn    Br

2          286.0       190       1300.0       51.1       4∶1        480   480   960

                      表14鼓泡塔反应器输出指标

PX转化率   TA收率(％)   反应段气含  反应段固含   TA晶体粒径  母液含水量

(％)                    率(％)      率(％)       (um)        (质量％)

99.5       96           38          31           103.0       9.2

母液4-CBA  固相4-CBA    冷凝液抽出  尾气氧浓度   尾气CO_X浓  尾气PX浓度

浓度(ppm)  浓度(ppm)    流率(kg/h)  (体积％)     度(体积％)  (体积％)

2300       4500         734600      3.5          1.7         5.2×10^-4

                      表15普通精馏脱水塔工艺参数

              液相进料    汽相进料    塔顶压力     塔底压力       塔顶温度

理论塔板数

              位置        位置        (MPa)        (MPa)          (℃)

40            25          40          0.1          0.16           98

塔底温度                  再沸器负荷  冷凝器负荷   塔顶酸浓度     塔底酸浓度

              回流比

(℃)                      (KW)        (KW)         (质量％)       (质量％)

126           15          3.4×10⁴   3.9×10⁴    ＜0.1          95

                     表16比较流程1的主要设备物耗和能耗

          主要设备物耗(kg/tTA)     主要设备电耗    冷却水消耗    外供蒸汽消

对二甲苯    醋酸       催化剂      (KW.h/tTA)      (t/tTA)       耗(t/tTA)

648.5         38.5          0.2          62.3        26.7          0.05

将上述比较流程的工艺条件及消耗指标与实施例1的相关结果对比可以看出，采用比较流程也能实现对苯二甲酸的生产，但能量消耗比实施例1给出的指标更高，其原因主要体现在两个方面：一是比较流程采用的鼓泡塔反应器为目前通用的搅拌釜反应器，没有设置气体分离段，使得反应热不能更直接地、有效地用于溶剂分离；二是溶剂脱水采用普通精馏，比共沸精馏更为耗能。另外，反应器搅拌耗电也使能耗略有增加。因此，上述方法与流程在节能方面明显不如本发明给出的方法与流程。

对比例2

第二个参照比较的流程与本发明的区别在于浆料处理单元，比较流程采用一级闪蒸方法浓缩鼓泡塔反应器出口浆料，直接将压力降至常压，然后再通过两级离心机分离母液和固体，以代替本发明采用的多级蒸发与过滤方法。鼓泡塔反应器及尾气处理单元的设计与本发明相同。对于上述比较流程，在同样的60万吨/年产能及氧化反应条件下，相关物耗及能耗指标列于表17。

                表17比较流程2的主要设备物耗和能耗

              主要设备物耗(kg/tTA)         主要设备电耗  冷却水消耗  外供蒸汽消

对二甲苯    醋酸    催化剂       共沸剂    (KW.h/tTA)    (t/tTA)     耗(t/tTA)

648.0       37.7    0.2          0.5       73.1          26.2        0.05

与本专利给出的流程比较，比较流程2的物料消耗略低，主要是省去了第一浆料蒸发器的补充氧化消耗。但该流程的能量消耗在上述三个流程中最大，其主要原因是浆料处理系统采用一级闪蒸方法后，浆料中的能量没有得到回收利用。同时，离心机造成TA粒子破碎使得固体含湿量增大，也增加了干燥负荷和能量消耗。因此，对比例2给出的方法在节能方面也不如本发明给出的方法

最后，还需要注意的是，以上列举的仅是本发明的一个具体实施例。显然，本发明不限于以上实施例，还可以有许多变形。本领域的普通技术人员能从本发明公开的内容直接导出或联想到的所有变形，均应认为是本发明的保护范围。

Claims (8)

1、一种对苯二甲酸生产装置，包括鼓泡塔反应器(100)、浆料处理装置、尾气处理装置，其特征是：

所述鼓泡塔反应器(100)呈直筒形，内部自上而下依次为气体处理段(101)，自由空间段(102)和三相反应段(103)，所述气体处理段(101)占鼓泡塔反应器(100)总高的10～30％，三相反应段(103)占鼓泡塔反应器(100)总高的60～85％；在气体处理段(101)中安装有填料或持液塔板(108)，在三相反应段(103)的下部水平安装有气体分布器(107)，气体分布器(107)与鼓泡塔进气口(105)相连，在气体分布器(107)上方的三相反应段(103)上设有原料进料管(104)，塔底设有出料管(106)，塔顶设有尾气管(110)和冷凝液回流管(109)；所述鼓泡塔进气口(105)与空气压缩泵(202)相连；

所述浆料处理装置包括与出料管(106)相连的多级蒸发器，多级蒸发器的上出口通过热交换器(211)后、分别与醋酸储罐(215)、尾气吸收塔(213)相连、精馏塔(216)相连，多级蒸发器的下出口与过滤机(304)相连，过滤机(304)的出口分别与原料进料管(104)、母液净化装置(306)、干燥机(305)相连；母液净化装置(306)的出口与醋酸储罐(215)相连；

所述尾气处理装置包括多级冷凝器，多级冷凝器的副产蒸汽的壳程、分别与蒸汽透平(203)和提供工艺设备所需的热源相连，所述多级冷凝器的管程经过汽液分离器(209)后分别与冷凝液回流管(109)、精馏塔(216)、尾气吸收塔(213)相连；精馏塔(216)与热交换器(211)的出口相连，精馏塔(216)的下出口分别与原料进料管(104)、醋酸储罐(215)相连，精馏塔(216)的上出口分别与冷凝液回流管(109)、油水分离器(218)相连，油水分离器(218)的出口分别与共沸剂回收塔(219)、对二甲苯回收塔(220)相连；尾气吸收塔(213)的出口与尾气净化器(214)相连。

2、根据权利要求1所述的一种对苯二甲酸生产装置，其特征是：所述气体处理段(101)的理论塔板数为5～15块，氧化反应器三相反应段(103)的高度与直径之比为3～7。

3、根据权利要求1或2所述的一种对苯二甲酸生产装置，其特征是：所述尾气净化器(214)的出口与尾气膨胀机(204)相连。

4、根据权利要求3所述的一种对苯二甲酸生产装置，其特征是：所述多级蒸发器包括依次串连的第一蒸发器(301)、第二蒸发器(302)、第三蒸发器(303)，所述第一蒸发器(301)上设有进氧管(14)，所述进氧管(14)与空气压缩泵(202)相连。

5、根据权利要求4所述的一种对苯二甲酸生产装置，其特征是：所述多级冷凝器包括依次串连的第一冷凝器(205)、第二冷凝器(206)、第三冷凝器(207)、第四冷凝器(208)；电动机(201)与所述空气压缩泵(202)、蒸汽透平(203)、尾气膨胀机(204)共轴连接。

6、一种对苯二甲酸生产方法，其特征是，包括如下步骤：

1)、氧化反应：对二甲苯和溶剂醋酸从原料进料管(104)、含氧气体从鼓泡塔进气口(105)经过气体分布器(107)后，分别进入鼓泡塔反应器(100)内的三相反应段(103)进行氧化反应；反应所得气体经过气体处理段(101)后、从尾气管(110)排出，反应所得的浆料从出料管(106)排出；

2)、浆料处理：从出料管(106)排出的浆料在多级蒸发器内进行减压降温，从多级蒸发器的上出口排出的气体进入热交换器(211)进行热交换，所得的冷凝液引入醋酸储罐(215)，不凝性气体引入尾气吸收塔(213)进行处理，蒸汽引入精馏塔(216)进行脱水并提供部分热源；从多级蒸发器的下出口排出的浆料经过过滤机(304)的过滤分成母液和固体，固体进入干燥机(305)中干燥以回收醋酸，大部分的母液经过原料进料管(104)回到三相反应段(103)，少部分的母液经过母液净化装置(306)进行净化处理，同时回收母液中的金属催化剂成分，净化后的母液进入醋酸储罐(215)；

3)、尾气处理：从尾气管(110)排出的尾气经过3～4级冷凝器的处理后，产生的蒸汽通过壳程驱动蒸汽透平(203)和给精馏塔(216)提供热源，产生的冷却水通过壳程冷凝尾气；所述冷凝尾气从多级冷凝器的管程出来、经过汽液分离器(209)后，尾气依次通过尾气吸收塔(213)、尾气净化器(214)进行净化，冷凝液一部分通过冷凝液回流管(109)返回到鼓泡塔反应器(100)内部、一部分引入精馏塔(216)分离醋酸与水，热交换器(211)出来的也引入精馏塔(216)分离醋酸与水；分离后的醋酸部分通过原料进料管(104)进入鼓泡塔反应器(100)内部，部分进入醋酸储罐(215)；从精馏塔(216)上出口出来的汽体冷凝所得的冷凝液，部分经回流管(109)进入鼓泡塔反应器(100)内部，部分抽出进入油水分离器(218)进行分离，分离所得油相再引入共沸剂回收塔共沸剂回收塔(219)进行精馏脱水，共沸剂进入对二甲苯回收塔(220)以净化共沸剂。

7、根据权利要求6所述的一种对苯二甲酸生产方法，其特征是：所述三相反应段(103)内反应温度为185～195℃，压力1.0～1.8MP，催化剂钴、锰、溴三种离子的总质量浓度为1000～3000ppm，钴锰的原子比值为3.0～0.3，金属催化剂离子与溴离子的原子比值(比)为0.5～2.5。

8、根据权利要求7所述的一种对苯二甲酸生产方法，其特征是：浆料在第一蒸发器(301)内通入含氧气体进行补充氧化反应。

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