CN1951900A - 一种低能耗制备对苯二甲酸的方法 - Google Patents
一种低能耗制备对苯二甲酸的方法 Download PDFInfo
- Publication number
- CN1951900A CN1951900A CN 200610154606 CN200610154606A CN1951900A CN 1951900 A CN1951900 A CN 1951900A CN 200610154606 CN200610154606 CN 200610154606 CN 200610154606 A CN200610154606 A CN 200610154606A CN 1951900 A CN1951900 A CN 1951900A
- Authority
- CN
- China
- Prior art keywords
- condenser
- steam
- reactor
- terephthalic acid
- reaction
- Prior art date
- Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
- Pending
Links
Images
Abstract
本发明公开的低能耗制备对苯二甲酸的方法，步骤如下：在氧化反应器中以醋酸为溶剂，钴、锰、溴为催化剂，利用空气氧化对二甲苯液相制备对苯二甲酸，反应产生的尾气通过溶剂蒸发从反应器的顶部移出通入多级冷凝器逐级冷凝换热，凝液返回氧化反应器，不凝气体送入高效蒸馏塔，对残余的醋酸和水进行蒸馏分离，高效蒸馏塔塔顶冷凝器产生的热水供给反应尾气的各级冷凝器作为冷却水使用，各级冷凝器产生不同等级的公用工程蒸汽，供给各个蒸汽消耗单元。实现了反应热的充分回收和利用。
Description
技术领域
本发明涉及一种低能耗制备对苯二甲酸的方法，
背景技术
芳香羧酸是重要的有机化合物和生产多种化学产品的原料，其中又以对苯二甲酸(TA)产量最大、应用最广。TA主要用于与乙二醇聚合生产对苯二甲酸乙二醇酯(PET)，该聚酯产品是重要的纺织纤维原料和包装及容器生产原料。TA可采用对二甲苯(PX)在空气或其它分子氧源为氧化剂，在高温、高压条件下催化氧化制得。1958年，Mid-Century公司的Saffer在美国专利US2833816中公开了氧化对二甲苯生产对苯二甲酸的方法，该方法的要点是以低分子量的羧酸如醋酸作为反应溶剂，以可溶性的钴、锰、溴化合物为催化体系，用空气液相氧化制得对苯二甲酸，其中对二甲苯液相催化氧化转变为TA的收率可达90％以上。目前绝大多数生产TA的工厂都采用该方法生产，该法已成为TA生产的一项公知技术。
上述PX液相氧化制备TA的反应是一个强放热反应，综合利用反应的反应热，降低TA生产过程的能量消耗一直是TA技术发展的重要方向。PX氧化的反应热是通过溶剂蒸发从反应器中移出，反应尾气中含有较多的能量，在现有各类TA生产工艺中，该部分的能量是通过反应器顶部尾气冷凝器回收，产生不同等级的公用工程蒸汽，但这种回收方法对反应热的回收并不是很充分，大量低品位的能量不得不使用冷却水冷却，冷却水的消耗量也较大，能量消耗较多。专利CN1137266A公开了一种利用反应热的节能方法，该方法的要点是将反应塔顶高压蒸汽直接通入一个高效蒸馏塔进行尾气中醋酸和水的分离，醋酸的分离效率可达到95％以上，从而节省了醋酸和水进一步分离的能耗，但该方法能量品位的损失较多，反应尾气通过高效蒸馏塔后的温度降低很大，影响了能量的进一步利用。专利ZL94103145.4和专利US5463113公开了在氧化反应器上方设置一个脱水段，利用反应热进行部分精馏的方法，这两个专利给出的方法与专利CN1137266A类似，可以有效减少醋酸和水的分离的能耗，但与专利US2833816相同，也存在着能量等级降低的问题。因此，对苯二甲酸制备过程中反应热的回收和利用还需进一步改进。
发明内容
本发明的目的是提供一种能综合回收和利用PX氧化过程中反应热的低能耗制备对苯二甲酸的方法。
为达上述目的，低能耗制备对苯二甲酸的方法，包括以下步骤：
1)在氧化反应器中以醋酸为溶剂，钴、锰、溴为催化剂，于180～210℃温度，0.7～1.8MPa压力下，利用空气氧化对二甲苯液相制备对苯二甲酸，反应产生的尾气通过溶剂蒸发从反应器的顶部移出，尾气中含有汽态的溶剂醋酸、反应产物水、氮气、没有反应的氧气及反应气相副产物；
2)反应尾气通入多级冷凝器逐级冷凝换热，尾气中50～80重量％的溶剂醋酸和水被冷凝，凝液返回氧化反应器，不凝气体送入高效蒸馏塔，对残余的醋酸和水进行蒸馏分离，高效蒸馏塔塔顶冷凝器产生的热水供给反应尾气的各级冷凝器作为冷却水使用，各级冷凝器产生不同等级的公用工程蒸汽，供给各个蒸汽消耗单元。
1.氧化反应器
本发明采用的氧化反应器可为搅拌式反应器，如专利US5211924与专利US5102630公开的带有两层搅拌桨的搅拌釜反应器，或者采用鼓泡塔反应器，如专利ZL94103145.4和专利ZL200410067358.2公开的鼓泡塔反应器。最佳的反应器构型为专利ZL200410067358.2给出的鼓泡塔反应器，该反应器不需要搅拌动设备，节省了电能，同时在反应器顶部增加少量塔板可有效回收气体夹带的液体雾沫和固体粉末。
原料对二甲苯、溶剂醋酸、催化剂从反应器的侧面中下部加入反应器，压缩空气从反应器的底部加入，在催化剂的作用下，对二甲苯和空气中的氧气反应生成固体产物对苯二甲酸，反应产物浆料从反应器的底部排出，自压送入后续结晶和固液分离设备。对二甲苯氧化反应是气液固三相强放热反应，尽管可以采用多种方法移出反应热控制反应温度，但目前最可行的方法是利用溶剂蒸发移走反应热，反应热转变为溶剂的汽化潜热从反应器中移出。蒸发的溶剂醋酸、反应产物水、氮气、没有反应的氧气及反应产生的二氧化碳、一氧化碳等物质从反应器顶部引出反应器。
氧化反应条件：
反应温度是氧化反应器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更有利于能量的回收，同时高温反应条件还有利于TA晶体长大，产品便于过滤干燥分离；此外，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，本发明给出的合适反应温度为180～210℃，最佳的反应温度为190～200℃。
反应压力(定义为反应器顶部的绝对压力)可改变反应器内汽液相平衡，进而影响到溶剂蒸发量。在本发明给定的反应温度范围内，适当的反应压力为0.7～1.8MPa，最佳反应压力为1.3MPa～1.5MPa。
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等。本发明给出的合适的反应器停留时间为50～120分钟。
进料溶剂比——即加入反应器的原料对二甲苯与溶剂醋酸的质量比，适当的进料溶剂比选择为1∶3～1∶10之间。
催化剂浓度与配比——采用钴、锰、溴三元复合催化剂，反应器内钴、锰、溴三种离子在液相中的总浓度为700～2000ppm，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∶1～2.0∶1。
含水量——反应器内液相含水量控制在5～15％(w/w)范围。
尾气氧浓度——尾气中氧与氮气的体积比，控制在2～5％(v/v)范围。
2.尾气多级冷凝器
反应器尾气蒸汽中含有较高的能量和大量的溶剂醋酸，大部分的能量和溶剂通过反应尾气冷凝器回收。反应器顶部引出的反应尾气引入串联的列管式换热器组成的反应尾气冷凝器组，在冷凝器中反应尾气走管程，冷却水走壳程。反应尾气冷凝器的一方面功能是将尾气中的溶剂醋酸等可凝组分冷凝下来，凝液回流到反应器实现溶剂醋酸的回收；另一方面功能是将冷凝过程中交换的热量转变为公用工程蒸汽的能量，从而回收反应热。反应尾气多级冷凝器可设置为由1～4级串联的列管式换热器组成，以得到不同能量等级的公用工程蒸汽，最佳的反应尾气冷凝器的级数为两级，其中第一级冷凝器的热负荷较大，约为第二级冷凝器的2～4倍，第一级冷凝器将反应尾气冷凝到160～180℃，产生0.4～0.6MPa的公用工程蒸汽；第二级冷凝器将反应尾气进一步冷凝至120～160℃，产生0.1～0.4MPa的公用工程蒸汽。两级冷凝器均采用立式逆流换热操作方式，反应尾气从冷凝器的顶部管程引入，冷却水从底部壳程引入，冷凝后的气体和凝液在冷凝器底部分离罐分离，凝液返回氧化反应器，没有冷凝的气相流股送入后续单元。与水比较醋酸的沸点较高，更容易从反应尾气中冷凝下来，因此冷凝器产生的冷凝液中含有较多的醋酸和较少的水，通过两级尾气冷凝凝液的水含量(定义为水浓度与其它可凝组分的比值)控制在20重量％左右。第一级冷凝器的冷凝液由导管引入到氧化反应器的底部，第二级冷凝器的冷凝液由导管引入到氧化反应器的顶部。
反应尾气冷凝器使用的冷却水来自于高效蒸馏塔塔顶冷凝器产生的热水，通过使用该部分热水可减少尾气冷凝器中由于冷却水加热消耗的显量。第一级反应尾气冷凝器生成的较高温度等级的蒸汽将作为整个对苯二甲酸制备系统公用工程蒸汽的主要蒸汽源，用于共沸精馏塔、蒸发器、汽提塔、反应物料预热等各个蒸汽消耗单元，过剩的蒸汽引入蒸汽透平的高压蒸汽入口，驱动蒸汽透平做功；第二级反应尾气冷凝器生成的较低温度等级的公用工程蒸汽将直接引入蒸汽透平低压蒸汽入口，驱动蒸汽透平做功。
3.高效蒸馏塔
反应尾气冷凝器排出的反应尾气温度较低，无法再进行换热产生公用工程蒸汽，对这部分含有低品位能量的反应尾气，传统处理方法是将其直接用冷却水冷却至常温，然后送入高压吸收塔处理，最后通入尾气膨胀机做功，这种方法不仅没有回收反应尾气中的能量而且冷却水的消耗量也较大。本发明提出的技术方案是利用冷凝后的反应尾气中的低品位能量在一个高效蒸馏塔中进行溶剂醋酸和水的精馏分离，从而减少后续醋酸和水分离的能耗，同时提高回流反应器的冷凝液的温度，增大反应器蒸汽的发生量，具体实施方案的要点包括以下几部分内容：
a)由尾气冷凝器排出的气相流股送入一个高效蒸馏塔，反应尾气由塔的底部引入。该塔可以采用任何形式的高效分离蒸馏塔设备，优选的高效蒸馏塔是浮阀塔、筛板塔或填料塔，该蒸馏塔有2～15块理论板，最佳为6～10块理论板。在高效蒸馏塔中，反应尾气的不凝气体从高效蒸馏塔的底部引入，醋酸和水经蒸馏分离后，富含醋酸的物流以液相的形式从塔的底部排出，回流氧化反应器，富含水的物流以汽相形式从塔的顶部排出，引入蒸馏塔冷凝器冷却。塔底液相流股的酸含量不低于70重量％，温度控制在120～140℃；塔顶汽相流股的酸含量(定义为水占可凝组分的比例)不高于40重量％，温度控制在100～130℃。
b)高效蒸馏塔塔顶馏出的气相流股进一步引入蒸馏塔冷凝器冷却，该冷凝器采用一级或两级操作，为管壳式换热器，反应尾气通过该换热器冷却至30～50℃，尾气中的溶剂醋酸和水被进一步的冷凝下来，冷凝器后的出口气相流股中可凝组分的含量不高于5重量％。冷凝所得凝液部分回流高效蒸馏塔，部分抽出送入脱水塔上部，回流比(回流量与抽出量之比)控制3∶1～1∶1之间；冷凝器后的反应尾气引入高压吸收塔洗涤，最终送入尾气膨胀机做功。高效蒸馏塔冷凝器产生的大量的热水用作反应尾气冷凝器的冷却水。
c)高效蒸馏塔底不需要额外增设再沸器，该塔中分离所需能量来自于反应尾气所带的潜热和显热，因此分离不需要额外提供能量。高效蒸馏塔塔底馏出物部分回流氧化反应器，部分送入汽提塔中，与传统对苯二甲酸生产工艺比较，该流股的温度较高，可减少反应器和汽提塔加热冷流股的能量消耗。
本发明的有益效果在于：
本发明提出的低能耗制备对苯二甲酸的方法，能实现综合回收和利用PX氧化过程中的反应热。对二甲苯氧化是强放热反应，反应热通过溶剂蒸汽从反应器中移出，反应尾气是反应热的主要载体；本发明中反应尾气中的高品位的能量通过各级尾气冷凝器回收，产生不同能级的公用工程蒸汽，该部分蒸汽既用于驱动蒸汽透平做功，又可为共沸精馏塔、蒸发器、汽提塔等设备提供热源；低品位的能量用于精馏，分离溶剂醋酸和反应产物水。
附图说明
图1是本发明的工艺流程简图；
图2是本发明提供的氧化反应器结构示意图；
图3是本发明能量回收系统各单元流股的能量能级和流股匹配图。
具体实施方式
图1给出了实施本发明的工艺流程，该流程包括三个单元：氧化反应器、反应尾气冷凝器和高效蒸馏塔。图例中，采用两级尾气冷凝器2-1和2-2，氧化反应器1为优选的氧化反应器形式，采用上下均匀的鼓泡塔反应器。氧化反应器的结构示于图2，鼓泡塔反应器自下而上依次三相反应段1-1、自由空间段1-2和气体处理段1-3。在气体处理段中安装有持液塔板1-4用于回收尾气中夹带的液体雾沫和固体粉粒。在三相反应段的下部水平安装有气体分布器1-5、进气管1-6及第一级冷凝回流管1-11，在三相反应段高度的1/4～1/2处设有原料进料管1-8，塔底设有出料管1-7，塔顶设有尾气管1-9和第二级冷凝回流管1-10，尾气管1-9与第一级尾气冷凝器2-1的入口相连，第一级尾气冷凝器的凝液出口和与氧化反应器下部的第一级冷凝回流管1-11连接，第二级尾气冷凝器的凝液出口与氧化反应器顶部的第二级冷凝回流管1-10连接。
通过进料管1-8向鼓泡塔反应器提供原料对二甲苯(PX)、催化剂钴、锰金属和溴化物以及所需溶剂醋酸。空气压缩机将常压空气压缩至1.3～2.2MPa左右(比鼓泡塔反应器的压力高约0.2MPa)，经反应器下部进气管1-6通入鼓泡塔反应器，高压空气中的氧作为反应的氧化剂。反应温度为180～210℃，压力为0.7～1.8MPa，反应器内浆料停留时间为50～120分钟。PX在反应器中经过液相催化氧化生成固体产物对苯二甲酸(TA)，TA浆料经出料管1-7排出反应器，送入后续结晶和固液分离单元处理，反应器中蒸发的溶剂蒸汽、没有反应的空气组分和反应产生的二氧化碳及一氧化碳气体由排气管1-9引出反应器，送入尾气冷凝器回收能量。
两级尾气冷凝器均采用立式管壳式换热器，反应器塔顶引出的尾气经尾气管送入第一级尾气冷凝器的管程，壳程通入来自高效蒸馏塔顶部冷凝器产生的热水，反应尾气和冷却水逆流换热。反应尾气在尾气冷凝器的管程被冷却，尾气中的大部分溶剂醋酸和水在此过程中被冷凝下来，冷凝液沿管壁靠重量流入冷凝器底部的汽液分离罐，凝液经回流管靠重力返回至氧化反应器的下部，未冷凝的反应尾气通人第二级尾气冷凝器。第一级尾气冷凝器出口气体和凝液的温度通过通入冷凝器的冷却水流量调节，控制在160～180℃，第一级尾气冷凝器产生0.4～0.6MPa的公用工程蒸汽，占反应尾气总能量的1/2左右，该部分蒸汽用于溶剂醋酸脱水塔再沸器、汽提塔、蒸发器的加热热源，除此之外过剩的蒸汽引入蒸汽透平高压蒸汽入口。第一级尾气冷凝器排出的反应尾气送入第二级尾气冷凝器的管程，壳程使用高效蒸馏塔顶部冷凝器产生的热水作为冷却水。第二级尾气冷凝器的凝液靠重量流入冷凝器底部的汽液分离罐，该冷凝器出口温度控制在120～160℃，产生0.1～0.4MPa的公用工程蒸汽，与第一级尾气冷凝器比较第二级尾气冷凝器回收的能量较少，约占反应尾气总能量的1/4，且能级等级较低，无法再作为加热介质使用，只能引入蒸汽透平低压蒸汽入口，驱动蒸汽透平做功。第二级尾气冷凝器底部的汽液分离罐排出的凝液经回流管返回至氧化反应器的顶部，未冷凝的气体和溶剂蒸汽通人高效蒸馏塔3底部进行进一步的精馏分离。
第二级尾气冷凝器冷凝后的反应尾气通过尾气管引入高效蒸馏塔3中，在那里反应尾气中的溶剂醋酸和水等可凝组分进行精馏分离，进一步利用反应尾气中残余的低品位能量。高效蒸馏塔可采用高效填料或者高效浮阀板或者高效筛板，蒸馏塔具有约有2～15块理论塔板，最优方案的是采用6～10块理论塔。高效蒸馏塔塔顶馏出物通入到塔顶冷凝器3-1，被冷却至常温30～50℃，冷凝下来的液体和不凝气体在凝液分离器3-2中分离，从凝液分离器中排出的气相流股中含有较少的反应溶剂，含量不超过反应尾气中总溶剂量的5重量％，蒸馏塔设计在较高的压力下操作，其操作压力等于或略低于氧化反应器的操作压力，蒸馏塔出口气相流股压力较高，可将这些废气送入尾气膨胀机回收压力能。蒸馏塔塔低可以得到浓度不少于70重量％的溶剂醋酸溶液、塔顶可以得到醋酸浓度不高于40重量％的溶剂醋酸溶液；蒸馏塔回流比控制在3∶1～1∶1，塔低溜出物的质量流率约是塔顶溜出物的1～2倍；塔低溜出物温度较高，约130～140℃；塔顶溜出物温度较低，约40～50℃。
实施例1
采用本发明给出的方法进行年产60万吨的对苯二甲酸流程与装置设计，年生产时间7600小时，反应温度200℃，流程如图1所示。所得相关工艺参数按照单元顺序罗列如下：
a)鼓泡塔反应器
采用两台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。反应器的结构示意图如图2所示，其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
| 直径(m) | 总高度(m) | 反应段体积(m3) | 反应温度(℃) | 塔顶压力(MPa，绝压) | PX处理量(103kg/h) | ||
| 4.70 | 24.5 | 300 | 200 | 1.5 | 51.1 | ||
| 催化剂浓度(ppm) | 进料HAc/PX质量比 | 空气流率(Nm3/h) | |||||
| Co | Mn | Br | |||||
| 250 | 250 | 500 | 4∶1 | 9.9×104 | |||
表2鼓泡塔反应器输出指标
| PX转化率(％) | TA收率(％) | 固相4-CBA度(ppm) | 固含率(％) | TA晶体粒径(um) | 液含水量(质量％) |
| 99.5 | 96 | 4773 | 27.8 | 102 | 9.2 |
| 尾气流量(吨/h) | 尾气醋酸浓度(HAC/N2％) | 尾气氧浓度(O2/N2％) | 尾气COX浓度(COX/N2％) | ||
| 600.3 | 386 | 3.5 | 1.4 |
表1和表2中，PX指对二甲苯，TA指对苯二甲酸，COX浓度指CO2和CO浓度之和，4-CBA指对羧基苯甲醛，HAC指醋酸，固相4-CBA浓度＝固相4-CBA质量/固相TA质量。
b)尾气冷凝器
从两台鼓泡塔反应器出来的反应尾气汇集成一股送入反应尾气冷凝器，尾气冷凝器由两级组成，第一级冷凝器将反应尾气冷凝至170℃，产生0.45MPa的公用工程蒸汽，第二冷凝器将反应尾气冷凝至140℃，产生0.21MPa的公用工程蒸汽，两级冷凝器的工艺参数列于表3、4。
表3反应尾气第一冷凝器工艺参数
| 管程 | 进口温度(℃) | 出口温度(℃) | 进口气体流量(吨/h) | 出口气体流量(吨/h) | 出口液体流量(吨/h) |
| 200 | 170 | 1200. | 476.1 | 733.6 | |
| 壳程 | 进口温度(℃) | 出口温度(℃) | 进口冷却水流量(吨/h) | 出口蒸汽流量(吨/h) | 出口蒸汽压力(MPa/h) |
| 115 | 157 | 252 | 226.8 | 0.45 |
表4反应尾气第二冷凝器工艺参数
| 管程 | 进口温度(℃) | 出口温度(℃) | 进口气体流量(吨/h) | 出口气体流量(吨/h) | 出口液体流量(吨/h) |
| 170 | 140 | 476.1 | 302.5 | 164.6 | |
| 壳程 | 进口温度(℃) | 出口温度(℃) | 进口冷却水流量(吨/h) | 出口蒸汽流量(吨/h) | 出口蒸汽压力(MPa/h) |
| 115 | 127 | 73.5 | 66.3 | 0.21 |
c)高效蒸馏塔
尾气冷凝器出口反应尾气通入高效蒸馏塔，该塔采用高效浮阀塔板，理论塔板数为6。蒸馏塔顶的气相引入冷凝器，冷却至常温40℃，凝液送入脱水塔上部；蒸馏塔底的液相馏出物一半返回反应器，一半送入脱水塔中部。高效蒸馏塔的相关工艺参数如表5所示。
表5脱水塔工艺参数
| 理论塔板数 | 气相进料位置 | 塔顶压力(MPa) | 塔底压力(MPa) | 回流比 | 冷凝器负荷(KJ/h) | 冷却水用量(T/h) |
| 6 | 塔底 | 1.45 | 1.45 | 1.53 | 9.45×107 | 281 |
| 冷凝器出口温度(℃) | 塔顶温度(℃) | 塔顶馏出物(吨/h) | 塔顶酸浓度(质量％) | 塔底温度(℃) | 塔底馏出物(吨/h) | 塔底酸浓度(质量％) |
| 40 | 132.4 | 18.1 | 38.2 | 138.9 | 59.6 | 76.2 |
主要能量回收和消耗指标
根据上述实施方案，表6给出了该工艺能量回收和消耗指标，其中能量回收部分指反应器尾气冷凝器回收的两级公用工程蒸汽，能量消耗主要考虑了主要装置鼓泡塔反应器、脱水塔的能耗。与其它工艺比较，上述实施方案的节能优势体现在能量回收多和消耗指标小。
表6主要能量回收和消耗指标
| 第一反应尾气冷凝器产生的0.45MPa蒸汽 | 第二反应尾气冷凝器产生的0.23MPa蒸汽 | 反应器搅拌功率 | 脱水塔再沸器能量消耗的0.45MPa蒸汽 |
| 226.8T/h | 66.3T/h | 0KW/h | 54.9T/h |
图3所示为系统中各单元流股的能量负荷，(以90℃的液相纯物质为基准计算)，图中1为反应器出口尾气的能量；2为第一级尾气冷凝器产生的公用工程蒸汽的能量；3为第一级尾气冷凝器出口反应尾气的能量；4为第一级尾气冷凝器出口凝液的能量；5为第二级尾气冷凝器产生的公用工程蒸汽的能量；6为第二级尾气冷凝器出口反应尾气的能量；7为第二级尾气冷凝器出口凝液的能量；8为高效蒸馏塔塔顶冷凝器消耗的能量；9为高效蒸馏塔塔底馏出物的能量；10为高效蒸馏塔塔顶馏出物的能量。
对比例1
为说明本发明的优点，可将本发明给出的生产流程与现有的典型PTA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单台搅拌釜反应器代替本发明的鼓泡塔反应器，同时反应器尾气能量回收采用两级尾气冷凝，但冷凝后的反应尾气不通过本发明给出的高效蒸馏塔，而是直接用冷却水冷却反应尾气至40℃。
表7～8给出了采用上述流程年产60万吨对苯二甲酸的比较流程的主要设备工艺参数，表9列出了相关的能耗指标。
表7氧化反应器工艺参数
| 直径(m) | 总高度(m) | 反应段体积(m3) | 反应温度(℃) | 塔顶压力(MPa，绝压) | PX处理量(103kg/h) | ||
| 7 | 9 | 400 | 200 | 1.5 | 51.1 | ||
| 催化剂浓度(ppm) | 进料HAc/PX质量比 | 空气流率(标m3/h) | 反应器搅拌功率KW/h | ||||
| Co | Mn | Br | |||||
| 470 | 470 | 940 | 3∶1 | 9.9×104 | 1000 | ||
表8反应尾气冷凝器工艺参数
| 尾气第一冷凝器 | 反应尾气进口温度(℃) | 反应尾气出口温度(℃) | 进口气体流量(吨/h) | 产生蒸汽流量(吨/h) | 出口蒸汽压力(MPa/h) |
| 200 | 170 | 1194. | 224.2 | 0.45 | |
| 尾气第二冷凝器 | 反应尾气进口温度(℃) | 反应尾气出口温度(℃) | 进口气体流量(吨/h) | 产生蒸汽流量(吨/h) | 出口蒸汽压力(MPa/h) |
| 170 | 140 | 472 | 65.3 | 0.21 |
表9主要能量回收和消耗指标
| 第一反应尾气冷凝器产生的0.45MPa蒸汽 | 第二反应尾气冷凝器产生的0.23MPa蒸汽 | 反应器搅拌电能消耗 | 脱水塔再沸器能量消耗的0.45MPa蒸汽 |
| 224.2T/h | 65.3T/h | 1000KW/h | 63.0T/h |
实施例1与对比例1比较，在反应尾气能量回收方面第一级蒸汽多2T/h公用工程蒸汽，二级蒸汽多回收1T/h公用工程蒸汽。同时由于增加了高效蒸馏塔利用反应尾气能量进行醋酸和水的预分离，主脱水塔能量消耗支出减少了6T/h公用工程蒸汽，总的公用工程的盈余量9T/h。此外实施例1采用鼓泡塔反应器没有运动部件与对比例1采用的搅拌反应器比较，电能可以节省1000KW/h。
对比例2
为进一步说明本发明的优点，本发明给出的生产流程与现有的另一种典型PTA工艺进行比较。对比例2的流程采用鼓泡塔反应器，反应尾气首先通过一个脱水段进行醋酸和水的分离，然后再引入两级尾气冷凝器回收能量。表10～11给出了采用上述流程年产60万吨对苯二甲酸的比较流程的主要设备工艺参数，表12列出了相关的能耗指标，其中氧化反应器采用两台并联。
表10氧化反应器工艺参数
| 直径(m) | 总高度(m) | 反应段体积(m3) | 反应温度(℃) | 塔顶压力(MPa，绝压) | PX处理量(103kg/h) | ||
| 5.5 | 22 | 301.6 | 200 | 1.5 | 51.1 | ||
| 催化剂浓度(ppm) | 进料HAc/PX质量比 | 空气流率(标m3/h) | 分离段理论塔板数 | ||||
| Co | Mn | Br | |||||
| 250 | 250 | 500 | 5∶1 | 9.9×104 | 6 | ||
表11反应尾气冷凝器工艺参数
| 尾气第一冷凝器 | 反应尾气进口温度(℃) | 反应尾气出口温度(℃) | 进口气体流量(吨/h) | 产生蒸汽流量(吨/h) | 出口蒸汽压力(MPa/h) |
| 184 | 168 | 960 | 181 | 0.45 | |
| 尾气第二冷凝器 | 反应尾气进口温度(℃) | 反应尾气出口温度(℃) | 进口气体流量(吨/h) | 产生蒸汽流量(吨/h) | 出口蒸汽压力(MPa/h) |
| 168 | 138 | 715 | 96 | 0.21 |
表12主要能量回收和消耗指标
| 第一反应尾气冷凝器产生的0.45MPa蒸汽 | 第二反应尾气冷凝器产生的0.23MPa蒸汽 | 反应器搅拌功率 | 脱水塔再沸器能量消耗的0.45MPa蒸汽 |
| 181 | 96 | 0KW/h | 46 |
实施例1与对比例2比较，对比例2在脱水塔的能量消耗较少8T/h，但反应尾气能量回收方面第一反应尾气冷凝器产生的0.45MPa蒸汽少40T/h，第二级蒸汽多回收31T/h公用工程蒸汽。虽然总能量保持不变，但能量的公用工程蒸汽的等级降低了，用于蒸汽透平做的功将减少。
Claims (9)
1.一种低能耗制备对苯二甲酸的方法，其特征在于包括以下步骤：
1)在氧化反应器中以醋酸为溶剂，钴、锰、溴为催化剂，于180～210℃温度，0.7～1.8MPa压力下，利用空气氧化对二甲苯液相制备对苯二甲酸，反应产生的尾气通过溶剂蒸发从反应器的顶部移出，尾气中含有汽态的溶剂醋酸、反应产物水、氮气、没有反应的氧气及反应气相副产物；
2)反应尾气通入多级冷凝器逐级冷凝换热，尾气中50～80重量％的溶剂醋酸和水被冷凝，凝液返回氧化反应器，不凝气体送入高效蒸馏塔，对残余的醋酸和水进行蒸馏分离，高效蒸馏塔塔顶冷凝器产生的热水供给反应尾气的各级冷凝器作为冷却水使用，各级冷凝器产生不同等级的公用工程蒸汽，供给各个蒸汽消耗单元。
2.根据权利要求1所述的低能耗制备对苯二甲酸的方法，其特征在于氧化反应器为搅拌式反应器，或为鼓泡塔反应器。
3.根据权利要求1所述的低能耗制备对苯二甲酸的方法，其特征在于所说的多级冷凝器为1～4级串联的列管式换热器组成。
4.根据权利要求3所述的低能耗制备对苯二甲酸的方法，其特征在于多级冷凝器的级数为两级，第一级冷凝器将反应尾气蒸汽冷却到160～180℃，产生0.4～0.6MPa的公用工程蒸汽，第二级冷凝器将反应尾气蒸汽冷却到130～160℃，产生0.1～0.4MPa的公用工程蒸汽。
5.根据权利要求4所述的低能耗制备对苯二甲酸的方法，其特征在于第一级冷凝器的冷凝液由导管引入到氧化反应器的底部，第二级冷凝器的冷凝液由导管引入到氧化反应器的顶部。
6.根据权利要求1所述的低能耗制备对苯二甲酸的方法，其特征在于所说的高效蒸馏塔为浮阀塔、筛板塔或填料塔。
7.根据权利要求1或6所述的低能耗制备对苯二甲酸的方法，其特征在于高效蒸馏塔有2～15块理论板。
8.根据权利要求1所述的低能耗制备对苯二甲酸的方法，其特征在于反应尾气的不凝气体从高效蒸馏塔的底部引入，醋酸和水经蒸馏分离后，富含醋酸的物流以液相的形式从塔的底部排出，回流氧化反应器，富含水的物流以汽相形式从塔的项部排出，引入蒸馏塔冷凝器冷却。
9.根据权利要求1所述的低能耗制备对苯二甲酸的方法，其特征在于蒸汽消耗单元为共沸精馏塔、蒸发器、汽提塔或蒸汽透平。
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| CN 200610154606 CN1951900A (zh) | 2006-11-10 | 2006-11-10 | 一种低能耗制备对苯二甲酸的方法 |
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| CN 200610154606 CN1951900A (zh) | 2006-11-10 | 2006-11-10 | 一种低能耗制备对苯二甲酸的方法 |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| CN1951900A true CN1951900A (zh) | 2007-04-25 |
Family
ID=38058480
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| CN 200610154606 Pending CN1951900A (zh) | 2006-11-10 | 2006-11-10 | 一种低能耗制备对苯二甲酸的方法 |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| CN (1) | CN1951900A (zh) |
Cited By (6)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN101914013A (zh) * | 2010-07-30 | 2010-12-15 | 浙江大学 | 一种节水的对苯二甲酸生产方法 |
| CN104987289A (zh) * | 2015-07-29 | 2015-10-21 | 大连凯信石化科技有限公司 | 精对苯二甲酸生产中联产醋酸酯的方法及装置 |
| CN108863702A (zh) * | 2017-05-10 | 2018-11-23 | 中国石油集团东北炼化工程有限公司吉林设计院 | 用于异丁烷脱氢工艺的热回收系统及方法 |
| CN112479861A (zh) * | 2020-12-10 | 2021-03-12 | 成家钢 | 液相常压催化氧气氧化安全方法及氧气氧化安全反应设备 |
| CN115260029A (zh) * | 2022-06-29 | 2022-11-01 | 万华化学集团股份有限公司 | 一种利用鼓泡塔式反应器生产2,3,5-三甲基氢醌二酯的方法 |
| WO2023103283A1 (zh) * | 2021-12-07 | 2023-06-15 | 天华化工机械及自动化研究设计院有限公司 | 改善精对苯二甲酸装置脱水塔水质的系统及其方法 |
-
2006
- 2006-11-10 CN CN 200610154606 patent/CN1951900A/zh active Pending
Cited By (10)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| CN101914013A (zh) * | 2010-07-30 | 2010-12-15 | 浙江大学 | 一种节水的对苯二甲酸生产方法 |
| CN101914013B (zh) * | 2010-07-30 | 2015-03-18 | 浙江大学 | 一种节水的对苯二甲酸生产方法 |
| CN104987289A (zh) * | 2015-07-29 | 2015-10-21 | 大连凯信石化科技有限公司 | 精对苯二甲酸生产中联产醋酸酯的方法及装置 |
| CN104987289B (zh) * | 2015-07-29 | 2017-01-11 | 大连凯信石化科技有限公司 | 精对苯二甲酸生产中联产醋酸酯的方法及装置 |
| CN108863702A (zh) * | 2017-05-10 | 2018-11-23 | 中国石油集团东北炼化工程有限公司吉林设计院 | 用于异丁烷脱氢工艺的热回收系统及方法 |
| CN108863702B (zh) * | 2017-05-10 | 2021-01-05 | 中石油吉林化工工程有限公司 | 用于异丁烷脱氢工艺的热回收系统及方法 |
| CN112479861A (zh) * | 2020-12-10 | 2021-03-12 | 成家钢 | 液相常压催化氧气氧化安全方法及氧气氧化安全反应设备 |
| WO2023103283A1 (zh) * | 2021-12-07 | 2023-06-15 | 天华化工机械及自动化研究设计院有限公司 | 改善精对苯二甲酸装置脱水塔水质的系统及其方法 |
| CN115260029A (zh) * | 2022-06-29 | 2022-11-01 | 万华化学集团股份有限公司 | 一种利用鼓泡塔式反应器生产2,3,5-三甲基氢醌二酯的方法 |
| CN115260029B (zh) * | 2022-06-29 | 2024-04-09 | 万华化学集团股份有限公司 | 一种利用鼓泡塔式反应器生产2,3,5-三甲基氢醌二酯的方法 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| CN101146757B (zh) | 制造芳族羧酸时改进的能量回收 | |
| CN106588536B (zh) | 一种环己酮的制备方法与系统 | |
| JP2010503692A (ja) | アクリル酸の生成方法 | |
| CN113045372B (zh) | 乙醇脱水制备乙烯生产工艺及装置 | |
| CN1951900A (zh) | 一种低能耗制备对苯二甲酸的方法 | |
| WO2022083395A1 (zh) | 醋酸乙烯生产工艺及装置 | |
| CN103804142A (zh) | 一种草酸酯加氢制乙二醇的系统及方法 | |
| CN110078284B (zh) | 用于制备对苯二甲酸的富水溶剂分级利用减排系统 | |
| CN108689798B (zh) | 一种提高有机硅单体合成回收氯甲烷质量的方法 | |
| CN103025700B (zh) | 芳香族羧酸的制备 | |
| CN100582077C (zh) | 在芳族羧酸生产工艺中的蒸汽再压缩 | |
| CN103183607B (zh) | 一种混合芳香二甲酸的生产方法 | |
| CN109748791B (zh) | 生产己二酸二甲酯的节能方法 | |
| CN114984866B (zh) | 一种制备马来酸二甲酯的系统及方法 | |
| CN2791044Y (zh) | 对苯二甲酸的生产装置 | |
| CN100473636C (zh) | 通过氧化气体基质得到(甲基)丙烯酸的纯化方法 | |
| WO2018158672A1 (en) | Energy and environmentally integrated method for production of aromatic dicarboxylic acids by oxidation | |
| CN204714728U (zh) | 生成水蒸气的设备、加热气体流的设备和用于制备芳族二羧酸的系统 | |
| CN111848482A (zh) | 一种环己酮肟气相反应重排产物分离方法 | |
| CN115364504B (zh) | 一种乙醛乙醚的分离系统和方法 | |
| JP4091766B2 (ja) | メタクロレインの製造方法 | |
| CN103476738B (zh) | 芳族羧酸的生产 | |
| CN115894409B (zh) | 采用悬浮床-固定床串联加氢的琥珀酸酐生产方法 | |
| CN115141081B (zh) | 基于共沸精馏方式分离共沸物乙二醇和乙二醇二乙酸酯的方法 | |
| CN115108910B (zh) | 一种乙酸乙酯的合成及热量耦合工艺 |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| C06 | Publication | ||
| PB01 | Publication | ||
| C10 | Entry into substantive examination | ||
| SE01 | Entry into force of request for substantive examination | ||
| C02 | Deemed withdrawal of patent application after publication (patent law 2001) | ||
| WD01 | Invention patent application deemed withdrawn after publication |