[0001] 本发明涉及一种PTA工艺余热回收系统、PTA工艺系统及PTA工艺，尤其涉及一种可以提升能量利用、减少污染排放的PTA工艺余热回收系统、PTA工艺系统及PTA工艺。

[0002] PTA是精对苯二甲酸的简称，由对二甲苯PX经过氧化提纯、加氢精制后得到。在PTA制备过程中，精制工段会产生一定数量的低温热源，这些低温热源通常是低温的溶液和低压蒸汽，如PTA精制工段固液分离过程中产生的母液和洗涤液，以及该母液和洗涤液闪蒸产生的低压饱和蒸汽。

[0003] 现有工艺的处理方法主要将低温母液和洗涤液进行常压闪蒸，闪蒸产生的余热蒸汽采取直接排放的方式加以处理，低温母液和洗涤液以及低低压蒸汽的余热没有回收，造成热能和水资源的浪费；另外，由于上述余热蒸汽中含有少量PT酸，直接排放还会造成环境污染。

[0032] 下面结合附图对本发明的技术方案作进一步说明。

[0033] 实施例1：PTA余热回收系统

[0034] 如图1所示，本发明的PTA工艺余热回收系统包含余热回收单元2、余热凝液处理单元和不凝组分处理单元。其中，余热回收单元2为热泵机组，具体主要包含闪发罐21、再生器22、蒸发器23、换热器24、冷凝器和吸收器，热泵机组为溴化锂二类热泵机组；余热凝液处理单元主要包含余热凝液缓冲罐3、气相冷凝器4和余热凝液泵6；不凝组分处理单元主要包含真空泵5，为液环式真空泵；余热凝液缓冲罐3为全真空设计，顶部通过气相冷凝器4连接真空泵5，维持一定的负压，正常操作压力为‑20～‑12kPaG，防止操作压力为常压的余热蒸汽源头压力上升，进而导致上游生产波动。

[0035] 为实现余热的有效回收，在上述热泵机组中，为了避免氢气的影响，如图2所示，再生器22、蒸发器23后封头采用管壳式换热器25，采用这种带有气液分离功能的管壳式换热器，将余热蒸汽中含有极少量的氢气在后封头上部慢慢富集后，根据压力控制排出机组，送往燃烧装置，后封头下部液相进入下游设备。同时，热泵机组管线采用Φ25mmx2mm不锈钢换热管，并定期碱洗、水洗、蒸汽吹扫，再生器22和蒸发器23的余热蒸汽管更换为高效内螺纹管道，或者可以进一步涂覆亲水涂料，提高热泵机组余热蒸汽管线的传热系数，增加低温蒸汽余热量的回收，克服低温余热蒸汽含微量不凝性气体所带来的不利影响。此外，热泵机组还配备了热虹吸式闪发罐21，用于进一步降低系统能耗。

[0036] 上述PTA余热回收系统的工作原理如下：

[0037] PTA装置锅炉水系统向余热回收单元2中的热虹吸式闪发罐21提供锅炉水10(温度：130～150℃)，利用回收的低温余热热量加热闪蒸锅炉水产生高品位蒸汽11(压力：0.27MPaG)，送至PTA装置蒸汽管网。PTA装置循环水系统提供的循环进水12将余热回收单元
2中的冷媒水冷凝后(循环进水温度：33℃)，循环回水13返回循环水系统。

[0038] 回收热量后的余热蒸汽凝液14自流进入余热凝液缓冲罐3，在负压下闪蒸，闪蒸汽15进入气相冷凝器4冷凝，冷凝液16(温度：40℃)自流回余热凝液缓冲罐3，不凝气17被真空泵5抽出后排向安全位置18。余热凝液缓冲罐3的罐底液相19通过余热凝液泵6增压后，返回PTA装置精制溶剂系统20回用。

[0039] 实施例2：PTA工艺系统

[0040] 如图3所示，本发明的PTA工艺系统包含氧化单元和精制单元，还包含上述PTA工艺余热回收系统325。其中，氧化单元主要包含原料混合罐311和氧化反应器312，精制单元主要包含第一结晶器313、过滤机314、第一干燥器315、洗涤器316、加氢反应器321、第二结晶器322、离心分离机323和第二干燥器324。如图1所示，上述PTA工艺余热回收系统325通过精制单元余热放空管路8上的支路9接入上述PTA工艺系统，放空管路8设有远程控制开关阀(FO)，热泵机组入口处设置远程控制开关阀(FC)，通过联锁装置控制。依据物料相态和洁净度，热泵机组设有液相入口和汽相入口，用于接受来自过滤机314分离出的氧化母液、离心分离机323分离出的加氢反应母液以及各自产生的低低压蒸汽。

[0041] 上述PTA工艺系统的工作原理如下：

[0042] 来自界外的对二甲苯原料A2、主催化剂A3(醋酸钴和醋酸锰溶液，质量比为醋酸钴∶醋酸锰＝0.34～1.66∶1)、助催化剂A4(四溴乙烷，浓度为46～88wt％)、溶剂A5(醋酸，浓度为34～80wt％)送入原料混合罐311进行物料混合，混合后的工艺物料B1和来自界外的空气A1送入氧化反应器312进行氧化反应(反应温度：194～248℃，反应压力：2.0～3.2MPaA，停留时间：0.6～1.8小时)；反应后的工艺物料B2送入第一结晶器313进行物料结晶分离，结晶后的工艺物料B3送入过滤机314进行物料过滤分离，过滤后的工艺物料B4送入第一干燥器315进行物料干燥处理，干燥后的工艺物料B5送入洗涤器316进行物料洗涤处理。

[0043] 洗涤后的工艺物料B6与来自界外的氢气A6送入加氢反应器321进行加氢反应(反应温度：274～292℃，反应压力：7.1～7.9MPaA，氢气分压：0.6～1.2MPaA，催化剂：钯炭催化剂)，反应后的工艺物料B7送入第二结晶器322进行物料结晶分离，结晶后的工艺物料B8送入离心分离机323进行离心分离，分离后的工艺物料B9送入第二干燥器324进行物料干燥处理，干燥后的对苯二甲酸产品D2送出界外。

[0044] 过滤机314过滤分离出的氧化反应母液和低低压蒸汽C1、离心分离机323离心分离出的加氢反应母液和低低压蒸汽C2送入PTA工艺余热回收系统325，通过热泵机组将低温母液和低低压蒸汽中的低品位热量转化为高品位热量并产生高品位蒸汽11送至界外的PTA装置蒸汽管网。回收热量后的余热蒸汽凝液14的处理方式同上述PTA工艺余热回收系统中的相应流程。所述PTA装置余热回收的低温母液和低低压蒸汽操作温度为91～103℃，操作压力为0.073～0.113MPaA，质量比为低温母液∶低低压蒸汽＝200～600∶1；所述PTA工艺余热回收系统325发生的高品位蒸汽11操作温度为135～145℃，操作压力为0.32～0.42MPaA。

[0045] 其中，为了防止运行故障、误操作、管路堵塞导致余热蒸汽系统超压，或者抽真空系统控制失效导致余热蒸汽系统负压，保留装置原有的余热蒸汽放空系统，并设置联锁控制回路，联锁触发后，放空余热蒸汽，关闭真空泵并切断余热蒸汽热量回收系统，保证装置安全运行。具体地，在上述PTA工艺系统在进行余热蒸汽热量回收操作时，精制单元余热蒸汽放空管线8设置的远程控制开关阀(FO)为关闭状态；非正常情况下，该控制阀打开，作为备用切换流程，保证上游工艺设备1稳定运行。从原放空管线上引出一段支路9，将待处理的余热蒸汽输送至余热回收单元2进行热量回收，支路9接入热泵机组入口处设有远程控制开关阀(FC)，用于控制热泵机组的余热蒸汽进料。余热蒸汽源头管线7设有压力报警装置，以监控余热蒸汽压力，当该管段中余热蒸汽压力过高或过低时，均触发报警，进一步触发联锁控制。

[0046] 实施例3

[0047] 对苯二甲酸PTA装置公称能力为22.5万吨/年，年操作时间为8000小时。将对苯二甲酸PTA装置排放的低温余热蒸汽收集后，利用溴化锂二类热泵机组的高效回收和制热作用，将余热蒸汽的热量转化，产生较高品位的蒸汽，送入装置蒸汽管网，节省新鲜蒸汽用量；同时热量回收后的余热蒸汽凝液返回PTA装置精制溶剂系统的循环溶剂罐，节省新鲜脱离子水用量。本实施例工艺参数如下：余热闪蒸蒸汽压力‑3kPaG，余热闪蒸蒸汽流量4.78吨/小时，回收蒸汽凝水温度93℃，补充锅炉给水温度133℃，补充锅炉给水流量1.97吨/小时，发生高品位蒸汽压力0.27MPaG，发生高品位蒸汽温度140℃。采用本实施例所述PTA工艺方法，得到高品位蒸汽发生量1.97吨/小时，回收蒸汽凝水流量4.78吨/小时。

[0048] 实施例4

[0049] 本实施例工艺流程同实施例3，不同之处在于公称能力和工艺参数改变，对苯二甲酸PTA装置公称能力为80万吨/年，年操作时间为8000小时。本实施例工艺参数如下：余热闪蒸蒸汽压力0kPaG，余热闪蒸蒸汽流量17.00吨/小时，回收蒸汽凝水温度94℃，补充锅炉给水温度137℃，补充锅炉给水流量7.00吨/小时，发生高品位蒸汽压力0.27MPaG，发生高品位蒸汽温度140℃。采用本实施例所述PTA工艺方法，得到高品位蒸汽发生量7.00吨/小时，回收蒸汽凝水流量17.00吨/小时。

[0050] 实施例5

[0051] 本实施例工艺流程同实施例3，不同之处在于公称能力和工艺参数改变，对苯二甲酸PTA装置公称能力为120万吨/年，年操作时间为8000小时。本实施例工艺参数如下：余热闪蒸蒸汽压力3kPaG，余热闪蒸蒸汽流量25.50吨/小时，回收蒸汽凝水温度96℃，补充锅炉给水温度143℃，补充锅炉给水流量10.50吨/小时，发生高品位蒸汽压力0.27MPaG，发生高品位蒸汽温度140℃。采用本实施例所述PTA工艺方法，得到高品位蒸汽发生量10.50吨/小时，回收蒸汽凝水流量25.50吨/小时。

[0052] 实施例6

[0053] 本实施例工艺流程同实施例3，不同之处在于公称能力和工艺参数改变，对苯二甲酸PTA装置公称能力为250万吨/年，年操作时间为8000小时。本实施例工艺参数如下：余热闪蒸蒸汽压力9kPaG，余热闪蒸蒸汽流量53.13吨/小时，回收蒸汽凝水温度97℃，补充锅炉给水温度147℃，补充锅炉给水流量21.88吨/小时，发生高品位蒸汽压力0.27MPaG，发生高品位蒸汽温度140℃。采用本实施例所述PTA工艺方法，得到高品位蒸汽发生量21.88吨/小时，回收蒸汽凝水流量53.13吨/小时。

[0054] 实施例7

[0055] 本实施例工艺流程同实施例3，不同之处在于公称能力和工艺参数改变，对苯二甲酸PTA装置公称能力为80万吨/年，年操作时间为8000小时。本实施例工艺参数如下：余热闪蒸蒸汽压力‑7kPaG，余热闪蒸蒸汽流量16.83吨/小时，回收蒸汽凝水温度92℃，补充锅炉给水温度130℃，补充锅炉给水流量6.93吨/小时，发生高品位蒸汽压力0.27MPaG，发生高品位蒸汽温度140℃。采用本实施例所述PTA工艺方法，得到高品位蒸汽发生量6.93吨/小时，回收蒸汽凝水流量16.83吨/小时。

[0056] 实施例8

[0057] 本实施例工艺流程同实施例3，不同之处在于公称能力和工艺参数改变，对苯二甲酸PTA装置公称能力为80万吨/年，年操作时间为8000小时。本实施例工艺参数如下：余热闪蒸蒸汽压力12kPaG，余热闪蒸蒸汽流量17.20吨/小时，回收蒸汽凝水温度98℃，补充锅炉给水温度150℃，补充锅炉给水流量7.08吨/小时，发生高品位蒸汽压力0.27MPaG，发生高品位蒸汽温度140℃。采用本实施例所述PTA工艺方法，得到高品位蒸汽发生量7.08吨/小时，回收蒸汽凝水流量17.20吨/小时。

[0058] 对比例1

[0059] 采用现有技术的对苯二甲酸PTA装置公称能力为7.5万吨/年，将低温母液和洗涤液进行常压闪蒸，闪蒸产生的余热蒸汽采取直接排放的方式加以处理，低温母液和洗涤液以及低低压蒸汽的余热没有回收，工艺参数见表1，由此PTA装置的蒸汽消耗量为12.6吨/小时，PTA装置的综合能耗为259.2kg·oil/t·PTA。

[0060] 实施例9

[0061] 对苯二甲酸PTA装置公称能力为7.5万吨/年，通过溴化锂热泵机组将低温母液和低低压蒸汽中的低品位热量转化为高品位热量并发生低压蒸汽送入PTA装置蒸汽管网，工艺参数见表2，由此PTA装置的蒸汽消耗量减少到11.3吨/小时，PTA装置的综合能耗为250.6kg·oil/t·PTA，相对降低PTA装置综合能耗3.32％。

[0062] 对比例2

[0063] 采用现有技术的对苯二甲酸PTA装置公称能力为40万吨/年，将低温母液和洗涤液进行常压闪蒸，闪蒸产生的余热蒸汽采取直接排放的方式加以处理，低温母液和洗涤液以及低低压蒸汽的余热没有回收，工艺参数见表1，由此PTA装置的蒸汽消耗量为45.0吨/小时，PTA装置的综合能耗为174.4kg·oil/t·PTA。

[0064] 实施例10

[0065] 对苯二甲酸PTA装置公称能力为40万吨/年，通过溴化锂热泵机组将低温母液和低低压蒸汽中的低品位热量转化为高品位热量并发生低压蒸汽送入PTA装置蒸汽管网，工艺参数见表2，由此PTA装置的蒸汽消耗量减少到39.8吨/小时，PTA装置的综合能耗为167.7kg·oil/t·PTA，相对降低PTA装置综合能耗3.84％。

[0066] 对比例3

[0067] 采用现有技术的对苯二甲酸PTA装置公称能力为100万吨/年，将低温母液和洗涤液进行常压闪蒸，闪蒸产生的余热蒸汽采取直接排放的方式加以处理，低温母液和洗涤液以及低低压蒸汽的余热没有回收，工艺参数见表1，由此PTA装置的蒸汽消耗量为92.8吨/小时，PTA装置的综合能耗为145.8kg·oil/t·PTA。

[0068] 实施例11

[0069] 本实施例涉及一种降低PTA装置综合能耗的系统与方法，对苯二甲酸PTA装置公称能力为100万吨/年，通过溴化锂热泵机组将低温母液和低低压蒸汽中的低品位热量转化为高品位热量并发生低压蒸汽送入PTA装置蒸汽管网，工艺参数见表2，由此PTA装置的蒸汽消耗量减少到80.7吨/小时，PTA装置的综合能耗为139.7kg·oil/t·PTA，相对降低PTA装置综合能耗4.23％。

[0070] 表1对比例1～3的工艺参数及结果

[0071]

[0072]

[0073] 表2实施例9～11的工艺参数及结果

[0074]

[0075]

[0076] 对比例4

[0077] 采用现有技术的对苯二甲酸PTA装置公称能力为100万吨/年，将低温母液和洗涤液进行常压闪蒸，闪蒸产生的余热蒸汽采取直接排放的方式加以处理，低温母液和洗涤液以及低低压蒸汽的余热没有回收，工艺参数见表3，由此PTA装置的蒸汽消耗量为94.9吨/小时，PTA装置的综合能耗为146.0kg·oil/t·PTA。

[0078] 实施例12

[0079] 对苯二甲酸PTA装置公称能力为100万吨/年，通过溴化锂热泵机组将低温母液和低低压蒸汽中的低品位热量转化为高品位热量并发生低压蒸汽送入PTA装置蒸汽管网，工艺参数见表4，由此PTA装置的蒸汽消耗量减少到83.6吨/小时，PTA装置的综合能耗为140.5kg·oil/t·PTA，相对降低PTA装置综合能耗3.76％。

[0080] 对比例5

[0081] 采用现有技术的对苯二甲酸PTA装置公称能力为240万吨/年，将低温母液和洗涤液进行常压闪蒸，闪蒸产生的余热蒸汽采取直接排放的方式加以处理，低温母液和洗涤液以及低低压蒸汽的余热没有回收，工艺参数见表3，由此PTA装置的蒸汽消耗量为219.0吨/小时，PTA装置的综合能耗为142.6kg·oil/t·PTA。

[0082] 实施例13

[0083] 对苯二甲酸PTA装置公称能力为240万吨/年，通过溴化锂热泵机组将低温母液和低低压蒸汽中的低品位热量转化为高品位热量并发生低压蒸汽送入PTA装置蒸汽管网，工艺参数见表4，由此PTA装置的蒸汽消耗量减少到190.8吨/小时，PTA装置的综合能耗为136.7kg·oil/t·PTA，相对降低PTA装置综合能耗4.11％。

[0084] 对比例6

[0085] 采用现有技术的对苯二甲酸PTA装置公称能力为330万吨/年，将低温母液和洗涤液进行常压闪蒸，闪蒸产生的余热蒸汽采取直接排放的方式加以处理，低温母液和洗涤液以及低低压蒸汽的余热没有回收，工艺参数见表3，由此PTA装置的蒸汽消耗量为284.6吨/小时，PTA装置的综合能耗为135.0kg·oil/t·PTA。

[0086] 实施例14

[0087] 对苯二甲酸PTA装置公称能力为330万吨/年，通过溴化锂热泵机组将低温母液和低低压蒸汽中的低品位热量转化为高品位热量并发生低压蒸汽送入PTA装置蒸汽管网，工艺参数见表4，由此PTA装置的蒸汽消耗量减少到245.9吨/小时，PTA装置的综合能耗为129.2kg·oil/t·PTA，相对降低PTA装置综合能耗4.34％。

[0088] 附表3对比例4～6的工艺参数及结果

[0089]对苯二甲酸PTA装置 对比例4 对比例5 对比例6
PTA装置公称能力(万吨/年) 100 240 330
氧化反应器(12)反应温度(℃) 248 223 235
氧化反应器(12)反应压力(MPaA) 3.2 2.7 3.0
氧化反应器(12)停留时间(小时) 1.8 1.3 1.5
加氢反应器(21)反应温度(℃) 292 284 288
加氢反应器(21)反应压力(MPaA) 7.9 7.6 7.7
加氢反应器(21)氢气分压(MPaA) 1.2 1.0 1.1
母液与蒸汽操作温度(℃) 103 98 100
母液与蒸汽操作压力(MPaA) 0.113 0.097 0.105
低温母液∶低低压蒸汽比(m∶m) 600 420 500
循环水单位消耗量(tCW/tPTA) 236 231 218
循环水消耗量(t/hr) 29854 69300 89925
循环水单位综合能耗(kgoil/tPTA) 14.16 13.86 13.08
电力单位消耗量(kWh/tPTA) 340 333 316
电力消耗量(kwh/hr) 43010 99900 130350
电力单位综合能耗(kgoil/tPTA) 74.8 73.3 69.5
蒸汽单位消耗量(tST/tPTA) 0.75 0.73 0.69
蒸汽消耗量(t/hr) 94.9 219.0 284.6
蒸汽单位综合能耗(kgoil/tPTA) 57.0 55.5 52.4
PTA装置综合能耗(kgoil/tPTA) 146.0 142.6 135.0

[0090] 表4实施例12～14的工艺参数及结果

[0091]

[0092]