节能节水型有机硅单体精馏方法

摘要

本发明公开了节能节水型有机硅单体精馏方法，采用顺式切割的多塔流程，它包括以下步骤：脱高塔的塔顶物料蒸汽首先进入分配总管，然后通过所述的分配总管分别向脱低塔、轻分塔、含氢塔、共沸塔、三甲塔、一甲塔和二甲塔的塔底再沸器供热，供热后脱高塔的塔顶物料蒸汽冷凝为液体经过空冷器冷却到回流温度进入脱高塔的塔顶回流罐，所述的二甲塔塔底连接有一个第二再沸器，所述的第二再沸器采用水蒸气换热。采用本方法由于冷却量需求较大的脱高塔和一甲塔提高了操作压力和操作温度，使得流程中至少两塔具备了采用空冷的条件，从而降低了循环水量，减少了蒸发损失，操作可控性强，方式灵活，控制手段多，提压幅度较小，操作安全性高。

权利要求

1.节能节水型有机硅单体精馏方法，采用顺式切割的多塔流程，其特征在于它包括以下步骤：脱高塔的塔顶物料蒸汽首先进入分配总管，然后通过所述的分配总管分别向脱低塔、轻分塔、含氢塔、共沸塔、三甲塔、一甲塔和二甲塔的塔底再沸器供热，供热后脱高塔的塔顶物料蒸汽冷凝为液体经过空冷器冷却到回流温度进入脱高塔的塔顶回流罐，所述的二甲塔塔底连接有一个第二再沸器，所述的第二再沸器采用水蒸气换热，所述的脱高塔的全塔平均操作压力为300～500KPa，塔底温度控制在125～135℃，塔顶温度控制在110～

130℃；所述的一甲塔的全塔平均操作压力为200～300KPa并且其塔顶温度控制在100～

110℃。

2.根据权利要求1所述的节能节水型有机硅单体精馏方法，其特征在于：所述的二甲塔和一甲塔之间采用双效精馏方法，所述的双效精馏方法为一甲塔的塔顶物料蒸汽向二甲塔第二再沸器供热，会同由脱高塔的塔顶物料蒸汽供热的第一再沸器共同维持二甲塔的操作，所述的一甲塔的塔顶物料蒸汽供热后进入一甲塔的塔顶回流罐，所述的一甲塔的塔底再沸器采用水蒸气换热。

3.根据权利要求1所述的节能节水型有机硅单体精馏方法，其特征在于：采用二元塔代替所述的二甲塔和一甲塔，在所述的二元塔的塔上部采出一甲基三氯硅烷并且在二元塔的塔下部采出二甲基二氯硅烷，二元塔底部的第一再沸器通过脱高塔的塔顶物料蒸汽供热并且二元塔底部的第二再沸器采用水蒸气换热，所述的二元塔的全塔平均操作压力为

100～150KPa，其塔顶温度控制在60～100℃。

4.根据权利要求1-3之一的所述的节能节水型有机硅单体精馏方法，其特征在于：脱高塔的塔顶的少量富裕塔顶物料蒸汽经过空冷器直接进脱高塔的塔顶回流罐。

5.根据权利要求1或2所述的节能节水型有机硅单体精馏方法，其特征在于：一甲基三氯硅烷和二甲基二氯硅烷分别通过一甲塔和二甲塔侧线采出口以气相或液相形式采出。

6.根据权利要求1或2所述的节能节水型有机硅单体精馏方法，其特征在于：一甲塔和二甲塔侧线采出口为至少两个。

说明书

节能节水型有机硅单体精馏方法

技术领域

[0001] 本发明涉及一种有机硅单体精馏方法，尤其涉及一种节能型有机硅单体精馏技术。

背景技术

[0002] 分离有机氯硅烷粗单体的方法有物理分离法和化学分离法，工业上主要采用精馏的方法分离。其中，传统7塔流程的特点是二甲基二氯硅烷与一甲基三氯硅烷要在二甲塔中实现清晰切割，并且流程中没有循环股。目前除了传统的7塔流程外，国内多套生产甲基氯硅烷的装置第一个塔均为脱高塔，但是从第二个塔往后的加工顺序各家有所不同。根据其加工顺序可将有机氯硅烷粗单体精馏分离工艺流程分为：顺式切割的10塔流程、反式切割的10塔流程、9塔流程和8塔流程4种。反式10塔与顺式10塔的不同点是分离顺序有差别，顺式10塔流程先分离出一甲，反式10塔先分离出二甲。9塔流程和顺式10塔流程基本相似，不同点是二甲从二甲塔侧线采出，省略了优二甲塔。而8塔流程二甲直接从二元塔中分离得到，未经循环，可能会造成富余单体一甲损失较大。图1是顺式10塔的流程图。

发明内容

[0003] 本发明的目的在于克服现有技术的不足，提供一种可以节能节水的有机硅单体精馏方法。

[0004] 本发明的节能节水型有机硅单体精馏方法，采用顺式切割的多塔流程，它包括以下步骤：脱高塔的塔顶物料蒸汽首先进入分配总管，然后通过所述的分配总管分别向脱低塔、轻分塔、含氢塔、共沸塔、三甲塔、一甲塔和二甲塔的塔底再沸器供热，供热后脱高塔的塔顶物料蒸汽冷凝为液体经过空冷器冷却到回流温度进入脱高塔的塔顶回流罐，所述的二甲塔塔底连接有一个第二再沸器，所述的第二再沸器采用水蒸气换热，所述的脱高塔的全塔平均操作压力为300～500KPa，塔底温度控制在125～135℃，塔顶温度控制在110～130℃；所述的一甲塔的全塔平均操作压力为200～300Kpa并且其塔顶温度控制在100～
110℃。

[0005] 采用本发明方法的有益效果是：

[0006] 本发明方法包括脱高塔、脱低塔、一甲塔、二甲塔、轻分塔、含氢塔、共沸塔、三甲塔、高沸物塔九部分，即9工艺塔双效工艺流程(一套或两套)；或将一甲塔和二甲塔合并为二元塔，用来分离一甲和二甲，即为8工艺塔双效工艺流程。全流程采用高温物料蒸汽而不是水蒸气向流程中9(8)个工艺塔中的7或6个塔供热。由于冷却量需求较大的脱高塔和一甲塔提高了操作压力和操作温度，使得流程中至少两塔具备了采用空冷的条件，从而降低了循环水量，减少了蒸发损失，操作可控性强，方式灵活，控制手段多，提压幅度较小，操作安全性高。

附图说明

[0007] 图1是顺式10塔的工艺流程简图；

[0008] 图2是本发明的节能节水型有机硅单体精馏方法的9塔双效模式(一套)工艺流程图；

[0009] 图3是本发明的节能节水型有机硅单体精馏方法的9塔双效模式(两套)工艺流程图；

[0010] 图4是本发明的节能节水型有机硅单体精馏方法的8塔双效模式工艺流程图。

具体实施方式

[0011] 下面结合具体的实施例，并参照附图，对本发明做进一步的说明：

[0012] 本发明方法是在图1顺式10塔的基础上进行的改进，形成节能型并行式差压多效精馏系统。

[0013] 在图1中现有的顺式10塔的工艺流程包括以下步骤：1)原料粗单体进入脱高塔；2)脱高塔塔底产品进入高沸物塔进一步回收二甲基二氯硅烷，高沸物塔顶馏分打回原料粗单体罐区循环使用；3)脱高塔塔顶产品物料进入脱低塔，脱低塔为流程中的分叉点，塔底物流为大宗的一甲和二甲产品线，塔顶物流为多种小股产品线；4)脱低塔塔底物流进入一甲塔，流股中主要成分为一甲基三氯硅烷(一甲)和二甲基二氯硅烷(二甲)，一甲塔底物流进入二甲塔，该塔顶部产物循环回一甲塔进料。二甲塔塔底物流进入优二甲塔；5)脱低塔塔顶物料进入轻分塔，切割一甲基氢以上馏分和轻组分。主要含有一甲基氢、四氯化硅和三甲的塔底馏分顺序经过含氢塔(塔顶产品一甲基氢)、共沸塔(共沸塔塔顶出四氯化硅和三甲的共沸物，确保三甲产品质量)和三甲塔(塔顶出三甲产品，塔底含少量轻杂质、一甲和二甲的物流循环回粗单体罐区或出界区)。

[0014] 本发明方法在图1所示的流程的基础上去掉了优二甲塔，并且如图2所示的全流程采用一套顺流式双效精馏系统，脱高塔的塔顶物料蒸汽首先进入分配总管，然后通过所述的分配总管分别向流程中9个工艺塔中的7个塔即脱低塔、二甲塔(塔底设置有两个再沸器)、一甲塔、轻分塔、含氢塔、共沸塔、三甲塔供热，即流程中仅有3个塔(即高沸塔底再沸器、脱高塔底再沸器、二甲塔底的第二再沸器)的塔底再沸器是由水蒸气带动的。如图3所示的流程在图2所示的流程的基础上采用两套顺流式双效精馏系统，脱高塔的塔顶物料蒸汽首先进入分配总管，然后通过所述的分配总管分别向流程中9个工艺塔中的6个塔即脱低塔、二甲塔(塔底设置有两个再沸器)、轻分塔、含氢塔、共沸塔、三甲塔供热，同时，一甲塔的塔顶物料蒸汽向二甲塔第二再沸器供热，会同由脱高塔的塔顶蒸汽供热的第一再沸器共同维持二甲塔的操作，所述的一甲塔的塔顶物料蒸汽供热后进入一甲塔的塔顶回流罐，所述的一甲塔的塔底再沸器采用水蒸气换热，从而形成两套顺流式双效精馏。物料蒸汽加热的另一个好处是遇到再沸器泄露时，塔内不会发生水和卤代烷烃的水解反应，形成堵塞物硅氧烷。如图4所示的流程脱高塔塔顶高温物料蒸汽向8个工艺塔中的脱低塔、二元塔(塔底设置有两个再沸器)、轻分塔、含氢塔、共沸塔、三甲塔6个工艺塔供热，从而形成8塔顺流式双效精馏系统。在8塔流程中采用二元塔代替所述的二甲塔和一甲塔，在所述的二元塔的塔上部采出一甲基三氯硅烷并且在二元塔的塔下部采出二甲基二氯硅烷，二元塔底部的第一再沸器通过脱高塔的塔顶物料蒸汽供热并且二元塔底部的第二再沸器采用水蒸气换热。

[0015] 在9塔和8塔流程中所述的脱高塔的全塔平均操作压力为300～500KPa，塔底温度控制在125～135℃，塔顶温度控制在110～130℃；所述的一甲塔全塔平均操作压力为200～300Kpa并且其塔顶温度控制在100～110℃；所述的二元塔的全塔平均操作压力为
100～150Kpa，其塔顶温度控制在60～100℃。

[0016] 在本发明方法中一甲塔和二甲塔之间通过循环降低两个塔的操作难度，并且一旦发现一甲和二甲之间出现杂质，可通过部分循环物流外排去除该杂质。

[0017] 在本发明方法中一甲基三氯硅烷和二甲基二氯硅烷优选的分别通过一甲塔和二甲塔侧线以气相或液相形式采出，可控制重组分含量。其中一甲塔侧线设置在其上部，二甲塔侧线设置在塔底部。并且在实际生产过程中可以根据采出的一甲基三氯硅烷和二甲基二氯硅烷纯度的要求在侧线位置设置两个或以上采出口彼此备用，并且侧线位置处的塔板可对上升气相进行均匀分布，以改善上端填料的气相入口分布，提高填料的分离效率。一甲塔的备用产品侧线可用于脱低塔塔塔底组分含量高时，一甲产品不合格或需要增大回流比来保证合格的情况。

[0018] 在9塔流程中，通过水蒸气带动的脱高塔、高沸塔、一甲塔以及二甲塔的再沸器的蒸汽冷凝水优选的分别为脱高塔和一甲塔的进料进行预热。

[0019] 在8塔流程中，通过水蒸气带动的脱高塔、高沸塔、二元塔的再沸器的蒸汽冷凝水优选的分别为脱高塔和一甲塔的进料进行预热。

[0020] 脱高塔的塔顶的少量富裕塔顶物料蒸汽经过空冷器直接进脱高塔的塔顶回流罐。

[0021] 实施例1

[0022] 脱高塔的塔顶物料蒸汽首先进入分配总管，然后通过所述的分配总管分别向脱低塔、轻分塔、含氢塔、共沸塔、三甲塔、一甲塔和二甲塔的塔底再沸器供热，供热后脱高塔的塔顶物料蒸汽冷凝为液体经过空冷器冷却到回流温度进入脱高塔的塔顶回流罐，所述的二甲塔塔底连接有一个第二再沸器，所述的第二再沸器采用水蒸气换热，所述的脱高塔的全塔平均操作压力为300KPa，塔底温度控制在135℃，塔顶温度控制在120℃；所述的一甲塔的全塔平均操作压力为250Kpa并且其塔顶温度控制在105℃。一甲基三氯硅烷在一甲塔上部侧线采出，二甲基二氯硅烷在二甲塔下部侧线采出。

[0023] 与传统流程相比，节能节水25％。

[0024] 实施例2

[0025] 脱高塔的塔顶物料蒸汽首先进入分配总管，然后通过所述的分配总管分别向脱低塔、轻分塔、含氢塔、共沸塔、三甲塔、一甲塔和二甲塔的塔底再沸器供热，供热后脱高塔的塔顶物料蒸汽冷凝为液体经过空冷器冷却到回流温度进入脱高塔的塔顶回流罐，所述的二甲塔塔底连接有一个第二再沸器，所述的第二再沸器采用水蒸气换热，所述的脱高塔的全塔平均操作压力为500KPa，塔底温度控制在125℃，塔顶温度控制在130℃；所述的一甲塔的全塔平均操作压力为300Kpa并且其塔顶温度控制在110℃。一甲基三氯硅烷在一甲塔上部侧线采出，二甲基二氯硅烷在二甲塔下部侧线采出。

[0026] 与传统流程相比，节能节水40％。

[0027] 实施例3

[0028] 脱高塔的塔顶物料蒸汽首先进入分配总管，然后通过所述的分配总管分别向脱低塔、轻分塔、含氢塔、共沸塔、三甲塔和二甲塔的塔底再沸器供热，供热后脱高塔的塔顶物料蒸汽冷凝为液体经过空冷器冷却到回流温度进入脱高塔的塔顶回流罐，所述的二甲塔塔底连接有一个第二再沸器，一甲塔的塔顶物料蒸汽向二甲塔第二再沸器供热，会同由脱高塔的塔顶蒸汽供热的第一再沸器共同维持二甲塔的操作，所述的一甲塔的塔顶物料蒸汽供热后进入一甲塔的塔顶回流罐，所述的一甲塔的塔底再沸器采用水蒸气换热。所述的脱高塔的全塔平均操作压力为400KPa，塔底温度控制在130℃，塔顶温度控制在110℃；所述的一甲塔的全塔平均操作压力为200Kpa并且其塔顶温度控制在100℃。一甲基三氯硅烷在一甲塔上部侧线采出，二甲基二氯硅烷在二甲塔下部侧线采出。

[0029] 本流程单位单体产品的蒸汽消耗为1.76，该指标低于目前正在运行的装置30％左右。

[0030] 实施例4

[0031] 脱高塔塔顶高温物料蒸汽向8个工艺塔中的脱低塔、二元塔、轻分塔、含氢塔、共沸塔、三甲塔6个工艺塔供热，供热后脱高塔的塔顶物料蒸汽冷凝为液体经过空冷器冷却到回流温度进入脱高塔的塔顶回流罐，在所述的二元塔的塔上部采出一甲基三氯硅烷并且在二元塔的塔下部采出二甲基二氯硅烷，二元塔底部的第一再沸器通过脱高塔的塔顶物料蒸汽供热并且二元塔底部的第二再沸器采用水蒸气换热，所述的脱高塔的全塔平均操作压力为350KPa，塔底温度控制在128℃，塔顶温度控制在115℃；所述的二元塔的全塔平均操作压力为100Kpa并且其塔顶温度控制在60℃。

[0032] 与传统流程相比，节能节水20％。

[0033] 实施例5

[0034] 脱高塔塔顶高温物料蒸汽向8个工艺塔中的脱低塔、二元塔、轻分塔、含氢塔、共沸塔、三甲塔6个工艺塔供热，供热后脱高塔的塔顶物料蒸汽冷凝为液体经过空冷器冷却到回流温度进入脱高塔的塔顶回流罐，在所述的二元塔的塔上部采出一甲基三氯硅烷并且在二元塔的塔下部采出二甲基二氯硅烷，二元塔底部的第一再沸器通过脱高塔的塔顶物料蒸汽供热并且二元塔底部的第二再沸器采用水蒸气换热，所述的脱高塔的全塔平均操作压力为450KPa，塔底温度控制在132℃，塔顶温度控制在118℃；所述的二元塔的全塔平均操作压力为150Kpa并且其塔顶温度控制在98℃。

[0035] 与传统流程相比，节能节水35％。

[0036] 实施例6

[0037] 脱高塔塔顶高温物料蒸汽向8个工艺塔中的脱低塔、二元塔、轻分塔、含氢塔、共沸塔、三甲塔6个工艺塔供热，供热后脱高塔的塔顶物料蒸汽冷凝为液体经过空冷器冷却到回流温度进入脱高塔的塔顶回流罐，在所述的二元塔的塔上部采出一甲基三氯硅烷并且在二元塔的塔下部采出二甲基二氯硅烷，二元塔底部的第一再沸器通过脱高塔的塔顶物料蒸汽供热并且二元塔底部的第二再沸器采用水蒸气换热，所述的脱高塔的全塔平均操作压力为500KPa，塔底温度控制在135℃，塔顶温度控制在130℃；所述的二元塔的全塔平均操作压力为130Kpa并且其塔顶温度控制在80℃。

[0038] 与传统流程相比，节能节水约25％。

[0039] 实施例7

[0040] 脱高塔的塔顶物料蒸汽首先进入分配总管，然后通过所述的分配总管分别向脱低塔、轻分塔、含氢塔、共沸塔、三甲塔、一甲塔和二甲塔的塔底再沸器供热，供热后脱高塔的塔顶物料蒸汽冷凝为液体经过空冷器冷却到回流温度进入脱高塔的塔顶回流罐，所述的二甲塔塔底连接有一个第二再沸器，所述的第二再沸器采用水蒸气换热，所述的脱高塔的全塔平均操作压力为400KPa，塔底温度控制在130℃，塔顶温度控制在110℃；所述的一甲塔的全塔平均操作压力为200Kpa并且其塔顶温度控制在100℃。一甲基三氯硅烷在一甲塔上部侧线采出，二甲基二氯硅烷在二甲塔下部侧线采出。

[0041] 与传统流程相比，节能节水约30％。

[0042] 实施例8

[0043] 脱高塔的塔顶物料蒸汽首先进入分配总管，然后通过所述的分配总管分别向脱低塔、轻分塔、含氢塔、共沸塔、三甲塔和二甲塔的塔底再沸器供热，供热后脱高塔的塔顶物料蒸汽冷凝为液体经过空冷器冷却到回流温度进入脱高塔的塔顶回流罐，所述的二甲塔塔底连接有一个第二再沸器，一甲塔的塔顶物料蒸汽向二甲塔第二再沸器供热，会同由脱高塔的塔顶蒸汽供热的第一再沸器共同维持二甲塔的操作，所述的一甲塔的塔顶物料蒸汽供热后进入一甲塔的塔顶回流罐，所述的一甲塔的塔底再沸器采用水蒸气换热。所述的脱高塔的全塔平均操作压力为500KPa，塔底温度控制在135℃，塔顶温度控制在125℃；所述的一甲塔的全塔平均操作压力为300Kpa并且其塔顶温度控制在108℃。一甲基三氯硅烷在一甲塔上部侧线采出，二甲基二氯硅烷在二甲塔下部侧线采出。

[0044] 本流程单位单体产品的蒸汽消耗为1.68，该指标低于目前正在运行的装置40％左右。