年产44万吨精对苯二甲酸(PTA)工段设计

来源：爱玩科技网

年产44万吨精对苯二甲酸（PTA）工段设计

摘要

本文以44万吨PTA生产装置氧化工段流程为对象，建立了氧化工段核心流程以及氧化工段全流程的严格机理模型。PTA（精对苯二甲酸）是合成聚酯纤维和塑料的重要原料，主要采用对二甲苯（PX）空气氧化法和加氢精制生产。复杂工业过程的建设，模拟和优化一直是过程系统工程（PSE)领域的核心研究内容。本文详细论述了工艺路线论证，工艺流程设计，全流程的物料衡算，热量衡算，主要设备的选型，车间布置设计，自动控制与优化，公用工程（劳动保护、安全生产、三废处理）,工程设计概算，以及在本设计过程中所遇到的问题和针对问题提出的建议等内容。

关键词：PTA 工段设计加氢精制

年产44万吨精对苯二甲酸（PTA）工段设计

Annual output of 44 tons of purified terephthalic acid (PTA)

Section of Design ABSTRACT

In the thesis,the steady state simulation and oplimization of PTA oxidation process are studied. PTA(purified terephthalic acid ) is producing compound polyester pibre and plastic importance materials, mainly paraxylene(PX) production by air oxidation and by hydro-refining .Modeling,simulation and optimization are the key to process systems engineering. This article discusses in detail the expound of technological line, the design of the process flows, the whole process of material balance,energybalance, the selection of the main equipment, general layout of the shop, automatic control and optimization, utilities system(labor protection, safety in production, waste treatment), engineering estimates, along with the problems in the design process and some suggestions for these problems are made.

Keywords: purified terephthalic acid the design of the section hydro-refining

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摘要 ............................................... I ABSTRACT ............................................ II 目录 ............................................. III 1 绪论 .............................................. 1

1.1设计依据 .......................................... 1 1.2项目概况 .......................................... 1 1.3 PTA的概况 ........................................ 1 1.4 PTA生产原理....................................... 2 1.4.1精PTA生产工艺 ................................ 2 1.4.2 PTA生产技术选择 .............................. 2 1.4.3 PTA工艺路线论证 .............................. 3 1.5 工艺流程设计 ...................................... 4 1.5.1工艺流程简述 .................................. 4 1.5.2 工艺流程简图 ................................. 5 1.6 国内外市场情况 .................................... 5 1.6.1国外市场情况 .................................. 5 1.6.2国内市场情况 .................................. 6 1.7 PTA国内外生产工艺技术发展情况 ..................... 7 1.7.1国外生产工艺技术发展情况 ...................... 7 1.7.2国内生产工艺技术发展情况 ...................... 8 1.8三废处理 .......................................... 8

III

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2 物料衡算 ........................................ 10

2.1反应方程中的各物质的物料衡算 ...................... 10 2.1.1 有关物料衡算技术数据 ........................ 10 2.1.2氧化部分物料衡算 ............................. 10 2.1.3 反应主要副产物的分配 ........................ 12 2.1.4母液循环的组成 ............................... 12 2.1.5加氢精制物料衡算 ............................. 12

3 热量衡算 ......................................... 14

3.1反应方程中的各物质的热量衡算 ...................... 14

4 工艺设备技术方案 ................................. 16

4.1概述 ............................................. 16 4.2关键设备选择...................................... 16 4.2.1反应器的选型 ................................. 16 4.2.2关键设备的选择 ............................... 16 4.3主要设备一览表 .................................... 17

5 工段工艺流程优化 ................................. 19

5.1优化氧化反应条件 .................................. 19 5.1.1改善加氢精制反应条件 ......................... 19 5.1.2增大母液循环，降低原料和能量消耗 ............. 19 5.1.3 PTA母液固体回收利用 ......................... 19 5.1.4节能改进..................................... 19 5.2优化工艺、改进设备 ................................ 20

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5.2.1改进氧化反应器 ............................... 20 5.2.2工艺流程改进 ................................. 20 5.2.3提高仪表控制水平 ............................. 20

6 车间布置设计 ..................................... 21

6.1车间布置设计依据 .................................. 21 6.2车间布置设计概述 .................................. 21 6.3车间布置设计方案 .................................. 21 6.3.1 分区说明 .................................... 21 6.3.2布置概念..................................... 22

7 自动控制与优化 ................................... 23

7.1概述 ............................................. 23 7.2涉及范围 ......................................... 23 7.3生产装置对自动控制的要求 .......................... 23

8 公用工程 ......................................... 24

8.1劳动保护 ......................................... 24 8.1.1劳动保护的目的 ............................... 24 8.1.2劳动保护的基本内容 ........................... 24 8.2安全生产 ......................................... 25 8.2.1安全生产基本简介 ............................. 25 8.2.2安全生产的本质 ............................... 25 8.2.3安全生产的基本原则 ........................... 25 8.3三废排放及处理 .................................... 26

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9 工程设计概算 ..................................... 27

9.1物料的费用 ....................................... 27 9.2投资总额 ......................................... 27

10 结束语 .......................................... 28 参考文献 ............................................ 29附录一 .............................................. 30 附录二 .............................................. 31 附录三 .............................................. 32

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VII

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1 绪论

1.1设计依据

本设计依据材料下达任务书进行编制。参照松—三菱PX高温氧化技术，英国石油（BP）、美国Amoco公司、英国ICI公司和日本三井油化公司的有关资料设计而成。

1.2项目概况

本项目为精对苯二甲酸（简称PTA）的合成设计，年产量为44万吨。制取精对苯二甲酸根据氧化反应温度不同，PTA生产工艺可分为三种：高温液相氧化工艺、中温液相氧化工艺、低温液相氧化工艺。

1.3 PTA的概况

PTA是精对苯二甲酸（Pure Terephthalic Aicd）的英文缩写，相对分子量为166.13，结构式HOOC[C6H4]COOH，常温下是白色晶体，常压下在300℃以上升华，无毒、无味，是重要的大宗化工原料之一。PTA是聚酯纤维和非纤维聚合物的重要基础原料，PTA的下游加工产品主要是聚酯，也就是其主要用途是生产聚酯纤维（涤纶）、聚酯瓶片和聚酯薄膜，在生产和日常生活中发挥很大的作用。

项目外观酸值灰份铁

单位

精对苯二甲酸（PTA）产品质量指标表1-1

典型指标白色结晶粉末 675±2 <6 <1 <4 <20 150 0.2 <10 <1.2 115±15

测试方法

DPT Method 140 DPT Method 160 DPT Method 370 DPT Method 360 DPT Method 190 DPT Method 520

DPT Method 560 DPT Method 260 DPT Method 270 DPT Method 390

mg KOH/g wt ppm wt ppm

总金属含量 (Co, Cr, Mo, wt ppm Ni, Ti)

4-羧基苯甲醛（4-CBA）对甲基苯甲酸（pt 酸）水份

2N KOH 溶液中色值 b 值粒径

wt ppm wt ppm wt% Hazen 单位 μm

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1.4 PTA生产原理 1.4.1精PTA生产工艺

采用催化氧化法将对二甲苯（PX）氧化成粗TA，再以加氢还原法除去杂质，将CTA精制成PTA。这种工艺在PTA生产中居主导地位，代表性的生产厂商有：英国石油（BP）、杜邦（Dupont）、三井油化（MPC）、道化学－因卡（Dow-INCA）、三菱化学（MCC）和因特奎萨（Interquisa）等。

1.4.2 PTA生产技术选择

PTA生产技术采用两步法。

采用直接氧化法生产PYA的工艺原理是在氧化单元中以对二甲苯(PX)为原料、醋酸为溶剂、以醋酸钴、醋酸锰为催化剂、溴化氢为促进剂，在一定的温度和压力条件下(190-205℃，1.27-2.45MPa)在反应器内与氧反应生成粗对苯二甲酸(PYA)，反应过程为剧烈的放热反应。

精制单元采用加氢还原法除去反应副产物。加氢反应在正常操作温度288℃，操作压力8．2—8．8MPa(表)条件下，在碳钯催化剂的作用下，将TA中的对羧基苯甲醛(4—CBA)等杂质还原成易溶于水的PT酸(POL)。最终产品为精对苯二甲酸(PTA)。

1.4.2.1 PTA生产原理反应方程式：

(1-1)

1.4.2.2 CTA精制原理：

(1-2)

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1.4.3 PTA工艺路线论证

1.4.3.1 PTA工艺种类

TA精制工艺发展较为成熟，不同生产商在精制部分生产工艺基本相似，主要区别在于氧化部分。PX氧化是PTA生产的核心部分，也是各专利商竞争的焦点所在，氧化部分直接决定TA生产的产质耗水平。依据氧化反应温度的不同，目前国际上主要PTA生产工艺可分为：高温氧化工艺、中温氧化工艺、低温氧化工艺。

1.高温氧化工艺

最早由美国Mid-Century公司于1955年提出。氧化单元是以PX为原料，以钴、锰金属盐为催化剂，溴化物为促进剂，醋酸为溶剂，在反应温度224℃，压力2.5MPa的条件下，空气液相氧化生成TA。该工艺于1958年由日本三井油化公司和美国Amoco公司首次在世界上实现工业化。但是由于高温氧化的反应条件比较苛刻，原料PX和溶剂醋酸在反应器内的燃烧损失大，副反应较多，产物收率低，而且设备腐蚀严重，目前该工艺已经进行了改进，变为中温氧化工艺。 2.中温氧化工艺

中温氧化工艺以BP-Amoco工艺、Invista工艺和日本三井油化工艺为代表，氧化反应温度在190-205℃。日本三井油化工艺经过不断的优化，采用高催化剂操作，目前反应温度已降至185℃，使醋酸和PX的消耗大大降低。

Invista工艺装置操作更稳定，能耗和物耗更低，单套装置生产能力更大，使其更具有竞争力近期国内新建装置所选择的专利技术大部分为Invista工艺。 3.低温氧化工艺

低温氧化工艺以Eastman-Lurgi[8]的PTA专利技术为代表。其主要特点是采用鼓泡塔反应器，不用搅拌桨，反应温度在155-165℃，反应压力较低，反应过程缓和，PX和溶剂醋酸燃烧消耗低，因反应釜内压力低，空压机能耗低。并且Eastman生产工艺技术省去了精制单元，它是在氧化反应得到TA后，TA经一系列工艺处理后进人3台串联的后氧化器(可称为熟化器)，在较高的温度下使它深度氧化和再结晶，去除TA中的4-CBA和PT酸等杂质。由最后一级结晶器出来的浆料经过滤、干燥后即得到EPTA产品。得到的产品中4-CBA含量高于一般的PTA，称为EPTA(中纯度对苯二甲酸)。 1.4.3.2 PTA工艺选择

本设计采用高温氧化工艺，其特点是采用对二甲苯在醋酸溶剂中进行液相氧化制取，采用醋酸钴催化剂，溴化氢为促进剂，由于采用高浓度的醋酸，可以减少反应器中的液相混合物中的水浓度的增加，催化剂浓度较高，钴锰比达22，高于高温氧化工艺，条件优化达到氧化反应条件大体是：

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1.氧化部分：

氧化部分表1-2

项目氧化反应条件氧化反应压力

单位 ℃ MPa 摩尔比摩尔比摩尔比 min

198-205 1.27-2.45 1：2 0.5 4.5:1 ～80

Co/Mn Br/(Co+Mn) n(溶剂比):n(PX)

反应时间

2.精制部分:

精制部分表1-3

反应温度反应压力/MPa

℃ MPa

285～290 7.0～8.5

1.5 工艺流程设计 1.5.1工艺流程简述

PTA装置氧化单元中，以对二甲苯(PX)为原料、醋酸为溶剂、以醋酸钴、醋酸锰为催化剂、三聚乙醛为促进剂，在190-205℃，1.27-2.45MPa操作条件下与氧发生反应生成对苯二甲酸，整个反应为激烈的放热反应。反应尾气经三级冷凝冷却进行能量回收，凝液返回氧化反应器，不凝气体一部分进人尾气膨胀机进一步回收能量，另一部分用于气流输送物料。从氧化反应器出来的产物经结晶、过滤分离、干燥后得到粗对苯二甲酸(TA)粉末。粗对苯二甲酸中含有氧化反应副产物对甲基苯甲酸(TOL)和对羧基苯甲醛(4—CBA)等杂质。过滤分离过程中大部母液返回氧化反应器的进料配制系统，另一部分母液进人催化剂回收单元，经过絮凝、分离出的催化剂送回反应进料配制，分离后的母液经溶剂气提、残渣蒸发器后，浓缩后得到的残渣可送出厂外处理。第三冷凝气器中的不凝气进入尾气冷却器，从尾气冷却器以及第一结晶器冷凝器等处出来的尾气都进入溶剂回收单元，通过共沸精馏回收醋酸溶剂。

精制单元采用加氢还原法除去反应副产物。粗对苯二甲酸粉末(TA)与脱离子水配制成浆料经过预热器和加热器后，进入加氢反应器，在288℃、8．2—8．8MPa操作条件下，在碳钯催化剂的作用下与氢气进行加氢反应，将4—CBA还原成易溶于水的TOL。反应产物经过结晶、离心分离、过滤等工艺过程除去杂质。滤饼经过干燥后可得到精对苯二甲酸(PTA)粉末。PTA产品经分析合格后进人日料仓，

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再经气流输送往料仓或小包装。离心分离后的母液进入过滤器进行固液分离，固体经再打浆经泵送往氧化单元再利用，液体则进入污水处理装置。

1.5.2 工艺流程简图

PX 空气母液循环

↓ 溶剂HAC→ 混合器 ↓ → 氧化 → 回收溶剂结晶 → 分离过滤 → 干燥 → CTA 催化剂、促进剂→

图1-1工艺流程简述图

溶剂回收氢 PTA 干燥分离过滤结晶还原溶解空气 1.6 国内外市场情况 1.6.1国外市场情况

2003年全球PTA生产能力（等量PTA）已达到3485万t/a，其中美国占13.4%，西欧占12%，墨西哥占4.4%，日本占5.1%，中东占3.1%，其他亚洲国家占59.3%。近年来，世界PTA生产发展非常迅速，生产能力从1999年的2595万t/a增长到2003年的3485万t/a，年均增长率达7.7%。预计今后几年增长速度将明显放缓，2008年世界PTA的总生产能力（等量PTA）将达到3759万吨/年，年均增长率仅为1.9%。

2003年全球PTA产量（等量PTA）30万吨，其中，美国436.7万吨，占总产量的14.3%，西欧318万吨，占10.4%，日本168.8万吨，占5.5%。全球PTA开工率达88%。

1999～2003年间全球PTA产量（等量PTA）年均增长率为8.9%。目前BP公司为全球最大的PTA生产商在全球拥有21家生产厂，占世界总产能的25%以上。

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2003年世界PTA消费量（等量PTA）约6073万t，其中91%用于生产PET，在美国、西欧和日本这个比例更高一些，达到了96%。目前，亚洲是PTA需求最大的地区，占世界总需求量的70%左右，中国则是全球最大的PTA消费国，约占14%，美国占7%，和西欧各占5%。

表1-4 2003年世界DMT/PTA（等量的PTA）供求情况单位：万吨

国家或地区加拿大墨西哥美国西欧日本其它合计

产量 11.5 129.7 436.7 318.0 168.8 1999.3 30.0

进口 9.5 2.0 9.2 153.6 6.8 599.3 780.5

出口 4.0 52.0 21.0 177.8 45.6 480.1 780.5

实际消费量 17.0 79.6 443.6 293.8 130.1 5108.8 6072.8

预计2003～2008年间世界PTA需求量年均增长率为6.4%。2008年全球PTA（等量的PTA）需求量将达到8281万吨.

1.6.2国内市场情况

近年来我国涤纶行业的发展非常快（见表1-5），

表1-5 近几年我国涤纶生产情况单位：万吨

年份产量

1999 444

2000 518

2001 633

2002 772

2003 933

2004 1138

涤纶产量从2000年518万t增长到2004年的1138万t，年均增长率高达21.7%，2004年涤纶产量1138万t，再加上聚酯薄膜和瓶树脂估计共消耗PTA 1022万t左右，PTA消费量同比增长23.1%。

2004年，我国聚酯产能已达到1200万t/a，预计到2005年年底，将达到1500万t/a，按80%开工率计算，聚酯产量将达到1200万t，其中纤维用1050万～1100万t，占总消费量的87%以上；非纤维用100万～150万t，占总消费量的13%左右。以1t聚酯消耗0.87t PTA计算，到2005年将消费PTA 1044万t。 2004年国内PTA产量约450万t，消费醋酸30万t左右。近几年我国PTA产量和消费量统计见表1-6。

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表1-6 近几年我国PTA产量和消费情况单位：万吨

年份 2000 2001 2002 2003 2004

产量 194.6 219.9 236.0 393.8 450.0

进口量 250.5 311.7 429.70 454.6 572.1

表观消费量 444.7 531.6 665.7 848.4 1022.0

1.7 PTA国内外生产工艺技术发展情况

当今PTA技术发展以降低投资、减少物耗能耗、提高产品质量、最终增强竞争力为核心。明显的技术发展趋势是生产系列大型化、工艺流程简化、装置布局紧凑，工艺操作低温、低压，以及强化环保设施等。

1.7.1国外生产工艺技术发展情况

1.PX氧化生产方法

在空气氧化过程中，占空气体积分数79％的氮气只作为反应的惰性气体，不参加反应，空气中氮气分压是氧气分压的3．76倍，由于惰性气体的存在增加了氧化反应器的气相负荷，同时也增加了冷凝器和尾气处理等设备的操作负荷，能耗相应增加，降低了氧化反应器等设备的生产强度。

20世纪90年代以来，Amoco等国外公司对Co-Mn-Br催化剂进行了改进，添加了少量的过渡金属或稀土金属可溶性盐类化合物，可改善催化剂的性能，提高了主反应的活性，抑制副反应，改善设备腐蚀状况。 2.环保绿色工艺

英国诺丁汉(Nottingham)大学与杜邦聚酯技术公司合作，开发了在超临界水(ScH2O)中从对二甲苯生产对苯二甲酸的连续法绿色工艺。对二甲苯先被氧部分氧化，氧就地从过氧化氢在预热器中分解产生，在ScH2O中和400℃下，再用溴化锰进行催化，可高产率地得到对苯二甲酸，选择性超过90%。与现有工艺相比，该反应路线可大大提高能效和减少废物。在常规的对二甲苯在醋酸中氧化生产对苯二甲酸的路线中，水的存在降低了溴化锰催化剂的活性。新工艺路线在ScH2O中进行反应，因为超临界流体的极性低于液体水的极性，催化剂不会有太大的失活。

优点：a）省去溶剂脱水系统；加氢精制系统，减少了设备建设成本和操作费用。 b）减少了醋酸燃烧产生的消耗； c）避免溴与醋酸反应生成的污染物。

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1.7.2国内生产工艺技术发展情况

国产PTA工艺的设计产能为60～80万吨/年，其中氧化反应器采用两台并联操作，其它设备均采用单系列。其工艺流程可分为四个模块：氧化反应器单元、尾气处理单元、浆料处理单元、加氢精制单元。原料对二甲苯、溶剂醋酸、催化剂、空气加入氧化反应器（鼓泡塔氧化反应器）进行氧化反应，反应热通过溶剂蒸发转换成蒸汽与尾气从塔顶移出，进入尾气处理单元，尾气经过多级换热、吸收、气体净化、精馏脱水，回收能量和溶剂，然后排放。反应器生成的TA浆料通过多级结晶和补充氧化、过滤、干燥进行液固分离，分离出的母液大部分返回氧化反应器，少部分抽出净化。干燥后的粗对苯二甲酸（CTA）送到加氢单元进行精制得到精对苯二甲酸（PTA）。

国产化工艺的能量消耗比目前引进的PTA装置节能20％以上，物耗与最新引进装置的指标相当。节能是国产技术的一大优势，与引进装置比较，节能体现在以下方面：氧化反应器直接利用反应热脱水、采用共沸精馏技术、压缩机－透平－膨胀机共轴利用反应热驱动、浆料热量回收用于精馏等等。 1.扬子石化精对苯二甲酸成套技术

扬子石化、浙江大学、华东理工大学共同承担的中国石化“十条龙”攻关项目之一的扬子石化精对苯二甲酸(PTA)成套技术开发已取得较大进展，多项技术填补了国内空白或达到国际水平。特别是成套工艺包中PX氧化主要技术指标达到20世纪90年代末国内引进装置的技术水平。TA精制技术经济指标和产品质量达到国际先进水平。

转鼓式真空过滤机的国产化研究、小流量高温高压高速离心泵研究，填补了PTA精制生产中国产化转鼓式真空过滤机的空白。PTA加氢精制过程反应研究项目打通了装置全流程。加氢后物料中4-CBA含量优于国家标准。同时，扬子石化开发了国内第一套连续式PTA加氢精制过程模拟装置，现已投入试验研究。

1.8三废处理

对苯二甲酸残渣为黄色粉末，其主要成分为含量较高的苯甲酸、对苯二甲酸、间苯二甲酸、邻苯二甲酸以及不完全氧化产物对甲基苯甲酸、对羧基苯甲醛，另外残渣中还含有钴、锰、溴等催化剂。值得注意的是不可造成二次污染，可以综合利用残渣，如制备增塑剂、合成聚酯漆、粘合剂，将对苯二甲酸残渣进一步氧化，回收其中的醋酸钴和醋酸锰等。

废水有脱水塔气液分离排水、装置工艺废气洗涤气排水、焚烧炉淋浴塔排水、锅炉及热煤排水，传统技术处理成本居高不下，因而成为影响PTA生产效益的一大难题。而污水处理鼓励研究新办法，一般采用以下办法处理：污水预处理、一级生化处理以及二级生化处理。

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废气主要为对二甲苯氧化反应器排放的工艺尾气，及过滤器、干燥气和催化系统排出的废气，国内很少有企业对废气进行处理的。华联三鑫石化新上马的再生式热氧化(RTO)废气处理系统在国内PTA企业尚属于首次使用，其运行成本很高，每天的运行成本大约为3000多元，基于可持续发展，在废气初期成本投入是必要的。另外还要加快相关技术的研究，以早日降低成本，提高利润空间。

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2 物料衡算

2.1反应方程中的各物质的物料衡算 2.1.1 有关物料衡算技术数据

(1) 生产能力：44W吨/年 (2) 生产时间：全年7200小时

(3) 产品要求：精对苯二甲酸>=99.98%（mol/h）

（4）生成纯度为99.7%的CTA（mol/h）

(5) 原料规格：对二甲苯99.7%（含邻、间二甲苯0.3%）氧气21.00%（含

氮79.00%）氢气99.7%（含氮气0.3%）醋酸99.5%（含乙醛0.5%） (6) 对二甲苯的单程转化率：92%

(7) 对二甲苯生成对苯二甲酸的单程吸收率90% （8）粗对苯二甲酸加氢精制损失5.0%（mol%）（9）n(溶剂比):n( PX)=4.5:1 （10）氢气进料比为理论值的1.2倍

(11) Co/Mn=1：2(设催化剂0.1%（质量）)

2.1.2氧化部分物料衡算

氧化母液循环对二甲苯粗对苯二甲酸结晶溶剂回收分离过滤干躁 CTA 图2-1氧化部分流程示意

主反应：C8H103O2C6H4COOH22H2O

4CBA2H2CH3C6H4COOHH2O

（2-1）（2-2）

副反应： C8H1021O28CO25H2O （2-3）

2 CH3COOH2O22CO22H2O （2-4）

(1) 按生成能力需求每小时生成精对苯二甲酸是：

440000*1000/7200/166/0.9998 =368.877kmol/h

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(2) 要求反应的每小时生产粗对苯二甲酸是：

368.877/(1-5.0%)/0.997= 3.45kmol/h

（3）生成粗对苯二甲酸消耗对二甲苯量是：

C8H103O2C6H4COOH23.45/0.997/0.92434.03kmol/h

(4) 生成粗对苯二甲酸耗氧量是：

3.45*3=1168.35kmol/h

(5) 加入反应器的对二甲苯总量是：

434.03/对二甲苯单程收率=434.03/90%=482.25kmol/h*106=51119.0 kg/h (6) 生成副产物消耗对二甲苯的量：

482.25×92%×（1-90%/92%）=9.5kmol/h

（7）对二甲苯循环量是:

482.25—434.03—9.5=38.575kmol/h

（8）生成副产物消耗氧的量：

C8H10212O28CO25H2O9.5*212101.27kmol/h

（9）由n(溶剂比):n( PX)=4.5:1，即加入反应器醋酸的总量是：

482.25*4.5/0.995=2181kmol/h*60=130861kg/h

（10）参加反应的醋酸的量：（设氧化耗掉4%）

2181*0.04=87.24kmol/h

(11) 溶剂醋酸循环量量是：

2181-87.24=2093.76kmol/h

（12）生成副产物消耗氧的量:

CH3COOH2O22CO22H2O87.24*2174.48kmol/h

(13) 进入反应器的空气量为:

(1168.35+101.27+174.48)*22.4/0.21=1.54*105m3/h

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(14) 氧化过程生成水的量:

(3.45*2+9.5*5+87.24*2)*28/1000=28.04m3/h

（15）氧化过程生成二氧化碳的量:

(9.5*8+87.24*2)=251.kmol/h

2.1.3 反应主要副产物的分配

表2-1主要副产物分配表（mol%）

组分

H2O CO2 0.2

(C6H4CHO)COOH

含量 0.78 0.02

2.1.4母液循环的组成

表2-2母液循环组成表（mol%）

组分含量

H2O 0.33

C6H10

CH3COOH 0.658

1.2*102

2.1.5加氢精制物料衡算

氢

CTA 水

还原结晶分离过滤干燥 PTA 图2-2加氢精制流程示意

(1)生成4—CBA的生成量：

3.45*（1—0.95）=19.473kmol/h

(2)消耗去离子水的量w(TA)=30%：

3.45*166.13*10-3/30%*70%=150.66m3/h

(3)加氢精制氢气的实际进料量(氢气进料比为理论值的1.2倍)：

19.433*2*1.2*4/150/99.7%=1.247kg/h

年产44万吨精对苯二甲酸（PTA）工段设计

若以1h为时间基准算，年产量44万吨，7200h/年则每小时的产量为：368.877*166=61233kg/h 根据上述衡算结果得到如表2-3数据

表2-3以1h为基准所进行的物料衡算数据

序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9

制取PTA年产44万吨所需原料的量如表2-4所示序号 1 2 3 4 5 6 7 8 9

物料 PX 醋酸空气去离子水氢气锰催化剂钴催化剂溴催化剂 Pt-C

单位 t t

用量 368056 942199

物料 PX 醋酸空气去离子水氢气锰催化剂钴催化剂溴催化剂 Pt-C

单位 Kg/h Kg/h m/h m/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h Kg/h

用量 51119.0 130861 1.54*10 150.66 1.247 0.74 0.37 0.55 0.74

m3 m3

kg Kg Kg Kg Kg

10368*105 1084752

81 5355 2677 4016 5355

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3 热量衡算

3.1反应方程中的各物质的热量衡算

氧化部分的反应式为C8H10（l）3O2(g)C6H4COOH2(l)2H2O(g)此反应在250C、101.3KPa的反应热为Hr01322.27KJ/mol。设250C的

482kmol/hC8H10和6874kmol/h空气进入反应器，C8H10的转化率为92%，产物在2000C离开反应器。

由物料衡算得到的各组分的摩尔流量示于图3-1 衡算基准：250C、101.3KPa ，1h

参考态：C8H10（l） O2 (g) C6H4COOH2(l) H2O(g)

C8H10482kmol/h 反应器 C8H1038kmol/h O2 141kmol/h H2O 868kmol/h 0空气 6874kmol/h 25C C6H4COOH2368kmol/h N2 5430kmol/h 200C 图3-1热量衡算流程示意

计算出口物料的焓：

查的2000C的C6H4COOH2、O2 、H2O、C8H10 、N2 的比热容值：

Cp(C6H4COOH2)=0.36KJ/(mol*k), Cp（O2）=0.0308KJ/(mol*k) Cp（H2O）=0.035KJ/(mol*k)， Cp（N2）=0.0295 KJ/(mol*k) Cp（C8H10）=0.254KJ/(mol*k)

ΔH(C6H4COOH2)=nCp(C6H4COOH2)(200-25) =368*10*0.36*175=2.3*10 KJ/h ΔH(O2)=nCp(O2)(200-25)=141*103*0.0308*175=7.59*105 KJ/h ΔH(H2O)=nCp(H2O)(200-25)=868*103*0.035*175=5.32*106KJ/h ΔH(N2)=nCp(N2)(200-25)=5430*103*0.0295*175=2.8*107KJ/h ΔH(C8H10)=nCp(C8H10)(200-25)=38*103*0.254*175=1.68*106KJ/h

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将计算出的焓值填入进出焓表，见表3-1

表3-1 进出口焓表

物料

进料

n(kmol/h) 482 1445 5430

H(KJ/h) 0 0 0 0

出料

n(kmol/h)

38 141 868 5430 368 6845

H(KJ/h) 1.68*10 7.59*10 5.32*10 2.8*10 2.3*10 5.9*10

777656

C8H10

H2O N2

C6H4COOH2

7357

总计

已知C8H10的消耗量为444kmol/h，即

nARHr0A444*103*(1322.27)5.87*108KJ/h

1由此酸楚过程的ΔH为（其中设热量损失为Q损失1.0*106KJ/h）

nARHr0A(nii)输出（nii）Q损失输入5.87*1085.9*10701.0*106

5.18*108(KJ/h)

即为了维持产物温度为200°C，应每小时从反应器移走5.18*10KJ的热量，则年产量为44万吨移走的热量为5.7*10KJ。

12815

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4 工艺设备技术方案

4.1概述

PTA 装置工艺过程具有高温高压、浆料浓度高、介质腐蚀性强且易燃易爆等特点，维持和保证设备长周期正常运行是重中之重。本装置的设备具有如下特点： (1)装置中的转动设备多。

(2)过程设备的类型多，除一般装置中的塔器、换热器和容器外，还有空压机、离心机、干燥机（卧式）、薄膜蒸发器、旋转真空过滤机、搅拌器等。 (3)装置内大部分介质中含有醋酸、四溴乙烷和氢溴酸等腐蚀性极强的物料，另外生产过程中对 PTA 产品有较高的洁净度要求，对金属杂质特别是铁离子含量有严格的控制要求，因此对 PTA 主装置中的设备用材有很高的要求。 (4)大型复杂的流体机械设备较多，如由空气压缩机及透平和膨胀机组成的工艺空气压缩机组、旋转真空过滤机、氧化反应器、加氢反应器、干燥机和离心机等。

4.2关键设备选择 4.2.1反应器的选型

（1）该氧化反应器是连续操作的。

（2）满负荷情况下，反应的时间大约为80min，每小时反应釜需要处理的物料量Vh=51119.0kg/h,PX的密度为0.86g/cm3，每台釜的物料体积：Vp=Vhτ/mp 计算釜的体积：Va=Vp/ψ.

4.2.2关键设备的选择

（1）氧化反应器（YD-201）

氧化反应器的设计温度为 281℃，设计压力2.1MPaG /FV，反应器为一立式带搅拌设备，圆筒体直径为Φ9920mm，筒体直段高度9800mm，轴封采用双端面机械密封，搅拌器为多级搅拌器。搅拌器的作用是提高气液两相的接触率，使其充分接触，并防止溶液中的粒料在反应器内壁挂结，保持溶液中粒料的悬浮状态。反应器壳体的材料为钛钢复合板。（2）加氢反应器（JD-201）

加氢反应器的设计温度为 350℃，设计压力为 12.0MPaG/FV，反应器为立式圆筒形，规格为Φ4100×14000(T/T)mm，壳体材料为

ASTM SA387 Cr11CL2 与

304L 的复合钢板。CTA 浆料在反应器上段溶解（溶解段的作用是提供足够的停留时间确保CTA完全溶解于水），在下段床层催化剂的作用下，使杂质（4CBA）与氢反应，在结晶过程中从 TA 中被除去。反应器底部装有防止催化剂流失的过

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滤装置，材料为哈氏合金。

（3）工艺空气压缩机组（YC-201）

工艺空气压缩机组向反应器提供反应用空气，为多轴式离心压缩机，能力Q=494t/h，分 5 段压缩，由蒸汽透平做主要驱动，蒸汽透平利用装置副产品低压蒸汽，回收大部分能量，装置中的尾气经过膨胀机作为辅助驱动，并回收部分能量。

（4）换热设备

本装置有换热设备 48 台，结构型式有 BEM，BKM，BEU，NEN，NKN和板式及夹套管式等。（5）搅拌器

搅拌器的型式有透平式、桨式及组合式。TA 单元均采用防爆型电机，PTA 单元除三台为防爆型电机外，其余均为非防爆型。密封结构有填料密封、单端面机械密封及双端面机械密封。材料为双相不锈钢，其余为奥氏体不锈钢。干燥机—本装置中采用卧式回转干燥机。过滤机—旋转真空过滤机、旋转压力过滤机

4.3主要设备一览表

主要设备一览表4-1

序号设备位号 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10

YC-201 YD-201 YD-203A YD-203B YD-300 YD-301 YT-521

数量设备名称 2 1 1 1 1 1 1

空气压缩机氧化反应器第一CTA结晶罐第二CTA结晶罐第三CTA结晶罐母液罐回收塔进料打浆罐

主要规格材质 Q=494t/h 88 300m 346 m 312 m 280 m 155 m

233333

尺寸

D9920,9800T/T D5900,9000T/T D5900/9000T/T D6000/9000T/T

D3200,23100T/T D5650,4300T/T

CPTI/C8 CPTI/C8 CPTI/C8 2205D88 316L88 316L88 304L88

JD101/JD401 2 JE101A JE101B

1 1

第三结晶器预热器 266 m 第二结晶器预热器 742 m

壳程304L 壳程304L 程2RK65

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11 JE101C 1 第一结晶器预热器 1176m

壳程304L 管程CPTI

12 13 14 15 16 17 18 19

JD201 JD301 JD302 JD303 JD304 JM402 JM402 YM301ABC

1 1 1 1 1 1 1 1

加氢反应器第一PTA结晶器第二PTA结晶器第三PTA结晶器第四PTA结晶器旋转压力过滤机 PTA干燥剂真空过滤机

211 m 217 m 196.1 m 211.7 m 239.9 m 13 m 168t/h

3333

304L88 304L88 304L88 304L88 304L88 304L88 304L88

D4100,14000T/T D5500,7500T/T D5200,7500T/T D5500,7500T/T D5700,7500T/T

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5 工段工艺流程优化

5.1优化氧化反应条件

对二甲苯氧化是PTA装置的核心，选择适宜的氧化反应条件，对降低原辅材料消耗、减少副产品生成和提高产品质量、以及整个工艺流程的布局和主要设备材质的选择等影响很大。

5.1.1改善加氢精制反应条件

TA加氢精制是一个气－液－固三相反应系统。工艺要求TA完全溶解于水，形成均相溶液。但对苯二甲酸在水中的溶解度较小，要想提高反应强度，又使操作经济合理，必须选择合适的反应温度。根据实际经验，各专利商逐步提高了加氢反应温度，增加进料TA浓度，从而强化了加氢反应条件，降低了脱离子水和能量消耗。

5.1.2增大母液循环，降低原料和能量消耗

由于对二甲苯吸附分离技术的不断发展，对二甲苯产品的纯度大大提高，从而有效地了带入PTA装置系统的杂质，减少了某些副产物的生成。在正常情况下，只抽出少量反应母液进行脱除杂质的处理，就可维持系统总的副产物平衡，使得母液直接循环量大大提高。例如采用Amoco技术时，当对二甲苯纯度为99.8％时，母液循环量可达到98％，从而减少了氧化残渣的产生，降低了原辅材料、催化剂和公用工程消耗，节省了能源。由于PX纯度的提高，TA单元产品CTA中4－CBA和PT酸含量降低，使得PTA单元的脱离子水循环率高，减少消耗。

5.1.3 PTA母液固体回收利用

PTA结晶离心分离出大量的母液，经进一步分离后回收母液中对苯二甲酸、对甲基苯甲酸和对甲基苯甲醛等，并送回至氧化系统回收利用，既提高了产品收率，也降低了三废排放量。

5.1.4节能改进

PTA装置有大量的低能级过程余热，过去利用效率不高。近年来，各专利公司在深化节能方面取得了较大的进展。例如Invista专利氧化反应热的利用，空压机由蒸汽透平机和尾气膨胀机共同驱动。透平机使用的低压和较低压蒸汽由装置产生。尾气膨胀机主要利用氧化反应器的排出废气，反应尾气经接触反应燃烧器加热后在尾气膨胀机中膨胀,富余的能量送入到发电机发电。Amoco公司原来仅发生0.4MPa蒸汽，现在又增加了0.2MPa蒸汽，用于驱动空气压缩机。其次是加氢精制部分的闪蒸蒸汽，过去一直没有直接有效利用。现在，Amoco公司和

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Invista公司都把结晶过程的闪蒸蒸汽直接用于加氢进料的预热。三井油化公司也把最后两级结晶器的闪蒸蒸汽直接用于加热加氢进料。这些措施都提高了能量的利用率。

5.2优化工艺、改进设备 5.2.1改进氧化反应器

氧化反应属动力学控制，反应主要发生在液相，90％的反应产物在反应器内已形成晶体，因此搅拌条件对控制CTA结晶形成及避免反应器内壁结垢十分重要。如BP-Amoco和Invista在反应器上部设置液体分布盘，利用回流液冲洗反应器内壁，避免反应产物于内壁存积结垢，与此同时，反应器的密封也有所改进。另外，Invista还改进搅拌器的叶片曲线和角度，以保证良好的气流搅动及维持颗粒悬浮，从而大幅度提高了氧化反应器效率。

5.2.2工艺流程改进

根据长期的实际生产经验，BP-Amoco和三井公司均取消CTA干燥、风送、中间储存工段，滤饼直接送浆料配置溶解罐。

Invista公司新工艺取消了氧化反应进料混合罐，原料混合在管道中进行，加氢反应器材质采用304L与低合金钢的复合材料。

三井油化和Eastman公司将PTA五段结晶改为四段结晶。 INCA公司将PTA过滤机改为一道压力离心机。

上述措施既简化了流程，也减少了设备和投资，还节省了能源消耗。

5.2.3提高仪表控制水平

各公司分别采用DCS控制系统，将定期作业纳入程序控制，减少了手工操

作；开发单元操作控制软件，保证工艺在优化状态下稳定运行；研制开发满足PTA工艺控制特殊需求的仪表等。

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6 车间布置设计

6.1车间布置设计依据

（1）《建筑设计防火规范》GBJ16-87；

（2）《化工企业安全卫生设计标准》HG20571-1995；（3）《工业企业厂房噪声标准》GB2348-1990；

（4）《中国人民共和国爆炸危险场所电气安全规程》（试行）（1987）等。

6.2车间布置设计概述

车间布置设计包括车间各工段、各设施在车间厂地范围内的布置和车间设备在车间中的布置两部分。前者称车间厂房布置设计，后者称车间设备布置设计。二者总称车间布置设计。车间布置设计是在设计进行到一定阶段后才开始进行的，只有具备了一定的条件即有了一定的设计依据后才着手进行车间布置设计。

6.3车间布置设计方案

本方案的厂房主要采用长方形平面形式以及厂房之间分两列并排，主要长方形厂房具有结构简单、施工方便、设备布置灵活、采光和通风效果好等优点。其中设备布置采用室内与露天联合布置，其优点是可以节约建筑面积，节省基建投资；有利于化工生产的防火、防爆和防毒；对厂房的扩建、改建具有较大的灵活性。

厂内主要划分为生产区、生产辅助区、行政区、生活区、原料和产品仓库和储罐区。

6.3.1 分区说明

6.3.1.1生产区布置

生产区分为氧化合成车间和精制车间

氧化合成车间主要包括氧化反应器、回流罐、换热器、浆料罐等。精制车间主要有加氢反应器、结晶器。 6.3.1.2辅助车间布置

辅助区布置主要包括变电站、中心控制室、维修站、中心化验室，这些一起构成一片建筑群。 6.3.1.3行政区布置

主要包括行政管理部门、娱乐室、保健室等。 6.3.1.4罐区布置

采用露天布置，包括产品储罐区和中间储罐区。 6.3.1.5仓库区

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主要位于较靠近后门的区域，便于运输。

6.3.2布置概念

（1）生产区与辅助区并列布置—由于该工艺分两个阶段，所以氧化车间和精制车间呈一字布置，消防站、公用工程站和冷冻站之间也呈一字布置，而两个一字并列布置，缩短物流路程。其中消防站与锅炉房之间设置一蓄水池，消防站可以由蓄水池取水在最短距离的抵达危险区域—氧化合成、精制车间和储罐区等。（2）储罐区与生产区并行布置—由于储罐区不需要经常操作，则采用露天布置，储罐区的危险性较大，必须对储罐区设专门的存放区域，并且要辅以安全保护。中间储罐和PX储罐的安全距离为25m，PTA量大，安全防火距为60m。（3）仓库与储罐区并列布置—仓库较靠近厂的侧门，货流的进出入主要是侧门，侧门1只允许车辆进入，侧门2只允许车辆出厂，最大程度的减少运输车在厂区内的运行距离，减少其对厂内的干扰。

（4）行政区主要布置在厂内的中部，有利于管理人员、技术人员在最短时距离到达厂内的各区。

（5）生活区主要布置在正门右侧。图如附录1所示。

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7 自动控制与优化

7.1概述

44万吨/年PTA装置设有的控制室，采用集散控制系统（DCS），并设有紧急停车系统（ESD）。装置自动化水平较高。控制室分为操作室和机柜室，操作员接口，如CRT操作站和辅助操作台安装在控制室的操作室。过程接口，如控制器，过程接口单元及辅助仪表系统安装在邻近控制室的机柜室。

7.2涉及范围

本设计包括 PTA 主装置界区内的空压机和 HPCCU 尾气催化焚烧单元、氧化、CTA结晶、分离和干燥工段、溶剂回收和母液处理系统、溶剂脱水、催化剂储存、安全排放系统、CTA 输送和尾气干燥、精制、PTA结晶、分离和干燥工段、PTA 母液及排放气处理系统、产品输送及料仓、蒸汽及凝液系统、碱液系统等自控和仪表的设计。

7.3生产装置对自动控制的要求

PTA 装置是石油化工装置中工艺过程复杂、介质特殊、工艺流程长、设备台件数多、控制和联锁系统复杂、仪表种类多、选型难度大、对自动化水平要求高的装置之一。

PTA装置中的物料具有易燃、易爆、易堵、腐蚀性强等特点，因此操作难度大，控制要求高。为了使 PTA 装置能安全可靠地生产，要求装置的自动控制系统和安全仪表联锁系统具有高可靠性、高安全性及相当的先进性。

为了确保 PTA 装置能平稳、高效、优化的长期运行，工艺过程的控制采用分散型控制系统（DCS）。为了保证装置的安全生产，安全仪表系统(SIS)采用故障安全型三重化冗余容错（TMR）结构。该系立设置，与 DCS 之间可进行串行数据通讯（冗余）。SIS 系统的报警、联锁信号可以同时在 DCS 及辅助操作台上重复报警显示，并在辅助操作台（盘）上设置操作联锁旁路、复位按钮。

旋转真空过滤机、压力/常压离心机、TA/PTA 干燥机等成套设备，随机带有一次检测仪表，重要参数进 DCS 指示报警或参与联锁。工艺空气压缩机组(PAC)的控制采用 PLC 系统（随机组成套），其全部操作参数通过远程通讯（MODBUS-485RTU）传送到设在控制室内的 PAC VDU 上显示。

关键的联锁控制回路其检测仪表与常规指示控制回路检测仪表分开设置，重要的联锁控制回路设置双检测仪表，氧化反应及结晶冷凝后的气相介质设置氧分析仪/二氧化碳分析仪/一氧化碳分析仪三重检测仪表，以确保安全可靠。

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8 公用工程

8.1劳动保护 8.1.1劳动保护的目的

劳动保护的目的是为劳动者创造安全、卫生、舒适的劳动工作条件，消除和预防劳动生产过程中可能发生的伤亡、职业病和急性职业中毒，保障劳动者以健康的劳动力参加社会生产，促进劳动生产率的提高，保证社会主义现代化建设顺利进行。

8.1.2劳动保护的基本内容

①劳动保护的立法和监察 ②劳动保护的管理与宣传 ③安全技术 ④工业卫生

⑤工作时间与休假制度

⑥女职工与未成年工的特殊保护。

8.1.3劳动保护管理制度

1）贯彻执行各项劳动保律、法规、条例和规定。及时解决生产中出现

的有关安全生产卫生等方面的问题，不断改善劳动条件。

2) 及时向职工群众宣传党和国家劳动保护及企业安全卫生规章制度，对职工群众进行遵章守纪和劳动保护科学技术知识的教育。

3) 做好新进职工、调换岗位职工、特殊工种职工的培训、考核、发证工作。

4) 配合卫生管理部门做好新职工从业前的卫生健康检查。对从事或接触有毒、有害作业人员实行定期健康检查，建立健康档案。

5）做好职工因工伤残和职业病的鉴定工作，对确认不宜继续从事原工种工作的，应及时调离，妥善安置。

6）以科学方法不断改进技术措施，改善职工的生产环境和生产设施，保障职工的安全健康。

7）严格执行国家劳动保护的有关规定，改善女职工的劳动保护设施。做好女职工经期、孕期、产期、哺乳期、更年期的特殊保护工作。

8）根据工作性质和劳动条件，按有关规定为职工配备必需的劳动保护用品。对特殊防护用品应定期进行检查，严格按规定使用、保养、报废。在搞好劳动保护用品发放的同时，要对使用情况进行调研工作，及时改进、改善。 9）控制加班加点，确需加班加点的，应控制时间和人数。

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10）对上级有关部门提出的意见及时改进，保证劳动保护工作的实施。

8.2安全生产

8.2.1安全生产基本简介

安全生产是安全与生产的统一，其宗旨是安全促进生产，生产必须安全。搞好安全工作，改善劳动条件，可以调动职工的生产积极性；减少职工伤亡，可以减少劳动力的损失；减少财产损失，可以增加企业效益，无疑会促进生产的发展；而生产必须安全，则是因为安全是生产的前提条件，没有安全就无法生产。

8.2.2安全生产的本质

1）保护劳动者的生命安全和职业健康是安全生产最根本、最深刻的内涵，是安全生产本质的核心。

2）突出强调了最大限度的保护。所谓最大限度的保护，是指在现实经济社会所能提供的客观条件的基础上，尽最大的努力，采取加强安全生产的一切措施，保护劳动者的生命安全和职业健康。

3）突出了在生产过程中的保护。 4）突出了一定历史条件下的保护。

8.2.3安全生产的基本原则

1）“管生产必须管安全”的原则指工程项目各级领导和全体员工在生产过程中必须坚持在抓生产的同时抓好安全工作。他实现了安全与生产的统一，生产和安全是一个有机的整体，两者不能分割更不能对立起来应将安全寓于生产之中。

2）“安全具有否决权”的原则指安全生产工作是衡量工程项目管理的一项基本内容，它要求对各项指标考核，评优创先时首先必须考虑安全指标的完成情况。安全指标没有实现，即使其他指标顺利完成，仍无法实现项目的最优化，安全具有一票否决的作用。

3）“三同时”原则基本建设项目中的职业安全、卫生技术和环境保护等措施和设施，必须与主体工程同时设计、同时施工、同时投产使用的法律制度的简称。

4）“五同时”原则企业的生产组织及领导者在计划、布置、检查、总结、评比生产工作的同时，同时计划、布置、检查、总结、评比安全工作。

5）“四不放过”原则事故原因未查清不放过，当事人和群众没有受到教育不放过，事故责任人未受到处理不放过，没有制订切实可行的预防措施不放过。

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8.3三废排放及处理

废气：安全阀排放气体汇集后进入洗涤塔，保护环境；采用高压焚烧（HPCCU）、低压焚烧（LPCCU）或再生热氧化（RTO）装置处理尾气，改善环境。

废水：废水经过处理达到国家排放标准要求。

废渣：PTA生产废渣有两部分，一部分是事故、开停车及设备清扫产生的对苯二甲酸(TA)固体废料，其数量取决于生产操作管理、设备状况及事故频率等，这部分废渣可直接外售，无需处理：另一部分是粗对苯二甲酸fCTA)母液处理产生的固体废物，主要成份为对苯二甲酸(TA)、副产物、高沸物及催化剂，一般送往危废处理或催化剂回收单位处理。

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9 工程设计概算

9.1物料的费用

已知：PX(对二甲苯)的价格为8250元/吨，PTA(精对苯二甲酸)价格为11000元/吨，

经济潜力：Ep=11000*4.4*105-8250*3.68*105=1.8*109元/年

9.2投资总额

经测算，项目总投资约160000万元人民币，其中：建设投资占90%约为144000万元，流动资金占10%约为16000万元，各项资金费用详见下表9-1.

表9-1 投资金额分配表

序号 1 1.1 1.2 1.3 1.4 1.5 2 3 4 工程和费用名称投资额（万元）比例（%） 80 8 30 15 20 7 10 10 100 建设投资静态部分 128000 建筑工程费设备购置费安装工程费工程建设其他费预备费 12800 48000 24000 32000 11200 建设投资动态部分 16000 流动资金项目投入总资金 16000 160000 以上数据是经过查阅资料，估算出来的，假设设备的使用年限为20年，初步估算本项目20年后就能盈利多少：

盈利=1.8*109*20-1.6*109=3.44*1010元

年产44万吨精对苯二甲酸（PTA）工段设计

10 结束语

本次设计任务是年产44万吨精对苯二甲酸（PTA）工段设计

PTA生产工艺过程可分氧化单元和加氢精制单元两部分。原料对二甲苯以醋酸为溶剂，在催化剂作用下经空气氧化成粗对苯二甲酸，再依次经结晶、过滤、干燥为粗品；粗对苯二甲酸经加氢脱除杂质，再经结晶、离心分离、干燥为PTA成品。

精对苯二甲酸是生产聚酯纤维、树脂、胶片及容器树脂的主要原料，被广泛应用于化纤、容器、包装、薄膜生产等领域。PTA的原料为二甲苯，二甲苯的原料为石油。而PTA是聚酯的原料，聚酯又是涤纶的原料，而化纤中80%为涤纶，化纤占纺织业原料36%的份额。

结束整个课程设计后，发现要完成好一个课程设计是需要做十分充足的准备。因为一个课程设计是涉及到许多方面知识的综合。本次课程设计准备的比较仓促，因此还有许多不足之处，吸取了本次的教训后，下次的设计一定可以做得更好。

在这特别感谢老师和帮助我的同学。

年产44万吨精对苯二甲酸（PTA）工段设计

参考文献

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[2]安全管理网.精对苯二甲酸装置简介和重点部位及设备[EB/OL],安全管理网2011年。

[3]佚名.PTA装置工艺介绍[EB/OL]，2011年。

[4]天津市临港工业区管理委员会.年产80万吨精对苯二甲酸（PTA）项目投资说明书[EB/OL]，2005年。

[5]佚名.浅谈PTA生产技术及工艺流程——002[EB/OL]，2010年。 [6]汪英枝，姚瑞奎.精对苯二甲酸装置物耗、能耗分析及节能减排措施[J],《化学工业》2010年第28卷第1期，第28-30页。

[7]刘光启，马连湘，刘杰.《化学化工物性数据手册有机卷》[M]，化学工业出版社2002年。

[8]吴志泉，涂晋林，徐汛.《化工工艺计算物料，能量衡算》[M]，华东化工学院出版社1992年。

[9]中国石化集团上海工程有限公司.《化工工艺设计手册第三版》[M]，化学工业出版社2003年。

年产44万吨精对苯二甲酸（PTA）工段设计

附录一

年产44万吨精对苯二甲酸（PTA）工段设计

附录二

年产44万吨精对苯二甲酸（PTA）工段设计

附录三

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