一种粗单体精馏节能方法及装置与流程

1.本发明涉及一种粗单体精馏节能方法，属有机硅生产技术领域。


背景技术：

2.甲基氯硅烷混合单体包括二甲基二氯硅烷(简称二甲)、一甲基三氯硅烷(简称一甲)、三甲基一氯硅烷(简称三甲)、一甲基二氯硅烷(简称一甲含氢)、高沸物和低沸物。众所周知，目前国内外甲基氯硅烷单体合成普遍采用“直接法”合成工艺，以硅粉和氯甲烷为原料，在铜催化剂体系作用下直接合成甲基氯硅烷混合单体，甲基氯硅烷混合单体通过精馏分离得到主要目标产物二甲，副产物一甲、一甲含氢、三甲、高沸物及低沸物。二甲再通过水解和裂解等过程生产各种有机硅中间体—低聚甲基硅氧烷或烷氧基硅烷，进一步加工成为各类有机硅下游产品。
3.在制备硅油、硅橡胶时对原料二甲的纯度要求相当高，尤其是制备高温硫化硅橡胶，要求关键原料二甲的纯度达到99.95％以上。但粗单体组分复杂，沸点差距小，目前国内有机硅生产厂家精馏所得二甲产品与国外先进水平相比，纯度不高，且能耗较大，导致产品市场竞争力低下。甲基氯硅烷混合单体分离能耗占整个有机硅装置的80％以上，因此有必要对甲基氯硅烷混合单体分离提纯工艺进行相关技术研究，在保证产品质量的情况下尽可能的降低能耗。
4.目前国内技术主要提出脱高塔与脱低塔变压热耦合精馏、二元塔并联双效精馏热耦合、脱高塔与二元塔变压热耦合精馏，热耦合利用率不高，对脱高塔、脱低塔、二元塔三塔系统综合考虑热耦合并未涉及，能耗依然较高。


技术实现要素：

5.本发明提供了一种粗单体精馏节能方法，解决现有技术难提，克服单体分离中蒸汽和循环水用量较大、能耗较高的问题。
6.本发明中使用的技术术语说明：
7.粗高沸物：常压下沸点大于70.2℃的组分。
8.低沸物：常压下沸点小于40.4℃的组分。
9.粗单体：甲基氯硅烷混合单体，主要组分及质量分数为一甲基三氯硅烷6％-9％、二甲基二氯硅烷82％-87％、三甲基一氯硅烷2.8％-3.7％、一甲基二氯硅烷1.3％-2％、四氯化硅0.05％-1％，还含有其他难以检测的混合物。
10.本发明技术方案如下：
11.一种粗单体精馏节能装置，粗单体进料管与精馏塔一连接；
12.精馏塔一顶部分别经气相管道与精馏塔四底部设置的精馏塔四塔釜再沸器及精馏塔三底部设置的精馏塔三塔釜再沸器连接；
13.精馏塔三塔釜再沸器与精馏塔四塔釜再沸器经气相管道汇合后与精馏塔二连接；
14.精馏塔二底部分别经液相管道分别与精馏塔三、精馏塔四连接。
15.精馏塔三塔釜再沸器与精馏塔四塔釜再沸器的气相管道在汇合前分别设置有精馏塔三耦合回流泵、精馏塔四耦合回流泵。
16.精馏塔二底部还设置有精馏塔二塔釜再沸器，精馏塔三塔顶经气相管道与精馏塔二底部设置的精馏塔二塔釜再沸器连接。
17.精馏塔二塔釜再沸器经精馏塔三回流泵一路与精馏塔三连接，一路连接至出料管一(即为一甲基三氯硅烷产品出料管)。
18.精馏塔二顶部与精馏塔二冷凝器连接，精馏塔二冷凝器与精馏塔二回流槽连接，精馏塔二回流槽经精馏塔二回流泵一路与精馏塔二连接，一路与出料管三(即为比一甲基三氯硅烷沸点低的组份的出料管)连接。
19.精馏塔三底部还设置有精馏塔三蒸汽再沸器，精馏塔三塔底连接至出料管二(即为二甲基二氯硅烷出料管)。
20.精馏塔四顶部与精馏塔四冷凝器连接，精馏塔四冷凝器与精馏塔四回流槽连接，精馏塔四回流槽经精馏塔四回流泵一路与精馏塔四连接，一路连接至出料管四(即为一甲基三氯硅烷出料管)。
21.精馏塔四底部连接至出料管五(即为二甲基二氯硅烷出料管)。
22.精馏塔四塔釜再沸器经精馏塔四耦合回流泵与精馏塔一上部连接，精馏塔三塔釜再沸器还经精馏塔三耦合回流泵与精馏塔一上部连接。
23.精馏塔一底部连接至粗高沸物出料管。
24.采用粗单体精馏节能装置进行的节能工艺，包括如下步骤：
25.(1)将有机硅粗单体进入精馏塔一，有机硅粗单体以20-35t/h的流量进入精馏塔一1，精馏塔一塔顶脱除高沸气相物料35％-45％先进入精馏塔四塔釜再沸器作为热源，剩余的气相物料进入精馏塔三塔釜再沸器作为热源，经精馏塔四塔釜再沸器及精馏塔三塔釜再沸器两个再沸器冷凝后10％-15％作为精馏塔二进料，塔釜采出粗高沸。
26.(2)精馏塔二塔顶气相经精馏塔二冷凝器冷凝进入精馏塔二回流槽，精馏塔二回流槽中的物料经精馏塔二回流泵输送一部分作为塔回流返回至精馏塔二顶部，另一部分采出常压下沸点在66.4℃以下的组分进入后续精馏塔分离，精馏塔二塔釜采出经精馏塔二釜液泵输送作为精馏塔三和精馏塔四进料。
27.(3)精馏塔三塔顶气相物料进入精馏塔二塔釜再沸器作为热源，经精馏塔二塔釜热耦合再沸器冷凝后，通过精馏塔三回流泵一部分作为塔回流返回至精馏塔三塔顶，另一部分作为一甲基三氯硅烷产品采出，精馏塔三塔底采出二甲基二氯硅烷产品。
28.(4)精馏塔四塔顶顶气相经精馏塔四冷凝器冷凝进入精馏塔四回流槽，精馏塔四回流槽中的物料经精馏塔四回流泵输送一部分作为塔回流返回至精馏塔四顶部，另一部分采出一甲三氯硅烷产品，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品。
29.步骤(1)中有机硅粗单体为甲基氯硅烷组成的混合物，主要组分及质量分数为一甲基三氯硅烷(6％-9％)、二甲基二氯硅烷(82％-87％)、三甲基一氯硅烷(2.8％-3.7％)、一甲基二氯硅烷(1.3％-2％)、四氯化硅(0.05％-1％)、其他；有机硅粗单体以20-35t/h的流量进入精馏塔一。
30.步骤(1)中精馏塔四塔釜再沸器及精馏塔三塔釜再沸器两个再沸器内的热源经冷凝分别通过精馏塔三耦合回流泵和精馏塔四耦合回流泵汇合后85％-90％作为塔回流返回
至精馏塔一塔顶。
31.步骤(1)中所述精馏塔一塔顶温度控制在130-140℃，塔顶压力控制在0.40-0.55mpa；优选为精馏塔一塔顶温度控制在135℃，塔顶压力控制在0.45mpa。因需达到精馏塔一的分离度设计要求及匹配后续精馏塔的生产条件，所述精馏塔一的运行参数需控制在以上要求范围内。
32.作为优选方案，步骤(1)中精馏塔一1塔顶脱除高沸气相物料以35％、36％、37％、38％、39％、40％、41％、42％、43％、44％、或45％先进入精馏塔四塔釜再沸器10作为热源，补充完热源后，剩余的气相物料全部进入精馏塔三塔釜再沸器6作为热源。
33.精馏塔四塔釜再沸器10及精馏塔三塔釜再沸器6两个再沸器内的热源经冷凝分别通过精馏塔三耦合回流泵12和精馏塔四耦合回流泵16汇合后10％、11％、12％、13％、14％、15％作为精馏塔二2进料，剩余的作为塔回流返回至精馏塔一1塔顶。
34.步骤(2)中所述精馏塔二塔釜温度控制在84-95℃，塔釜压力控制在0.05-0.13mpa，作为优选方案，精馏塔二塔釜温度控制在90℃，塔釜压力控制在0.07mpa。因需达到精馏塔二的分离度设计要求及匹配后续精馏塔的生产条件，所述精馏塔二的运行参数需控制在以上要求范围内。
35.步骤(2)中精馏塔二回流槽中的物料经精馏塔二回流泵输送≥97％(通常为97-98％)作为塔回流返回至精馏塔二顶部，剩余的(通常为2％-3％)采出常压下沸点在66.4℃以下的组分进入后续精馏塔分离。
36.步骤(2)中精馏塔二塔釜采出经精馏塔二釜液泵输送60％-70％作为精馏塔三进料、剩余作为精馏塔四进料。
37.作为优选方案，精馏塔二2塔釜采出经精馏塔二釜液泵14先输送60％、61％、62％、63％、64％、65％、66％、67％、68％、69％、70％作为精馏塔三3进料，对精馏塔三3进料完后剩的余作为精馏塔四4的进料。
38.步骤(3)中精馏塔三回流泵采用98.5％-99％作为塔回流返回至精馏塔三塔顶，剩余作为一甲基三氯硅烷产品采出。
39.步骤(3)中所述精馏塔三塔顶温度控制在105-115℃，塔顶压力控制在0.15-0.25mpa；作为优选方案，精馏塔三塔顶温度控制在107℃，塔顶压力控制在0.2mpa。因需达到精馏塔三的分离度设计要求及匹配后续精馏塔的生产条件，所述精馏塔三的运行参数需控制在以上要求范围内；
40.步骤(3)中精馏塔三塔釜采用第二再沸器精馏塔三蒸汽再沸器作为补充热源，精馏塔三塔顶气相物料全部进入精馏塔二塔釜再沸器作为热源。
41.步骤(4)中精馏塔四回流槽中的物料经精馏塔四回流泵输送98.5％-99％作为塔回流返回至精馏塔四顶部，剩余采出一甲三氯硅烷产品。
42.步骤(4)中所述精馏塔四塔釜温度控制在85-95℃，塔釜压力控制在0.05-0.10mpa；作为优选方案，精馏塔四塔釜温度控制在90℃，塔釜压力控制在0.07mpa。因需达到精馏塔四的分离度设计要求及匹配后续精馏塔的生产条件，所述精馏塔四的运行参数需控制在以上要求范围内；
43.因需满足传热基本条件，所述精馏塔一塔顶气相温度需高于精馏塔三和精馏塔四的塔釜温度；为满足精馏塔三和精馏塔四再沸器的最合理设计条件，所述精馏塔一塔顶气
相温度较精馏塔三和精馏塔四的塔釜温度高15℃-60℃。
44.因需满足传热基本条件，所述精馏塔三塔顶气相温度需高于精馏塔二的塔釜温度，为满足精馏塔二再沸器的最合理设计条件，所述精馏塔三塔顶气相温度较精馏塔二的塔釜温度高15-20℃。
45.本发明工艺技术简单、控制条件严谨、具有良好的应用前景和应用价值，和现有技术相比其良效果在于：常规工艺精馏塔一、精馏塔二、精馏塔三及精馏塔四再沸器加热均全部采用蒸汽，塔顶冷凝全部采用循环水。
46.本发明充分利用物料组分及特性，采用三效精馏工艺技术，将常规工艺中的精馏塔三拆分为精馏塔三和精馏塔四，一次拆分可将精馏塔一的多余热量运用于精馏塔二，最大化利用系统热量。
47.同时将精馏塔一、精馏塔三加压操作，提高精馏塔一、精馏塔三塔顶温度；因需满足传热基本条件，所述精馏塔一塔顶气相温度较需高于精馏塔三和精馏塔四的塔釜温度，所述精馏塔三塔顶气相温度较需高于精馏塔二的塔釜温度，故需要对精馏塔一、精馏塔三进行加压操作，以此来提高精馏塔一、精馏塔三塔顶温度。
48.因精馏塔三具有蒸汽再沸器作为外界系统热量补偿，先将精馏塔一塔顶气相物料优先作为精馏塔四塔釜热耦合再沸器的热源，剩余的作为精馏塔三塔釜再沸器热源，再将精馏塔三塔顶气相物料全部作为精馏塔二塔釜再沸器的热源，合理利用了精馏塔一、精馏塔三塔顶气相蒸汽物料的潜热，可将系统热量进行最大化利用，既降低了精馏塔二、精馏塔三、精馏塔四的蒸汽消耗，又降低了精馏塔一、精馏塔三循环水的用量，同比至少降低蒸汽消耗30％，降低循环水用量30％。
附图说明
49.图1为本发明的粗单体精馏节能方法结构图，其中，1精馏塔一；2精馏塔二；3精馏塔三；4精馏塔四；5精馏塔一再沸器；6精馏塔三塔釜再沸器；7精馏塔三蒸汽再沸器；8精馏塔二塔釜再沸器；9精馏塔二冷凝器；10精馏塔四塔釜再沸器；11精馏塔四冷凝器；12精馏塔三耦合回流泵；13精馏塔三回流泵；14精馏塔二釜液泵；15精馏塔二回流泵；16精馏塔四耦合回流泵；17精馏塔四回流泵；18精馏塔二回流槽；19精馏塔四回流槽；20粗单体进料管；21粗高沸物出料管；22出料管一；23出料管二；24出料管三；25一甲基三氯硅烷出料管四；26出料管五。
50.图2为常规工艺的粗单体精馏方法结构图，其中，1’精馏塔一；2’精馏塔二；3’精馏塔三；4’精馏塔一蒸汽再沸器；5’精馏塔二蒸汽再沸器；6’精馏塔三蒸汽再沸器；7’精馏塔一冷凝器；8’精馏塔二冷凝器；9’精馏塔三冷凝器；10’精馏塔一回流槽；11’精馏塔二回流槽；12’精馏塔三回流槽；13’精馏塔一回流泵；14’精馏塔二回流泵；15’精馏塔三进料泵；16’精馏塔三回流泵；17’粗单体进料管；18’粗高沸物出料管；19’出料管一；20’出料管二；21’出料管三；22’二甲基二氯硅烷出料管；23’一甲基三氯硅烷出料管。
具体实施方式
51.下面结合附图和实施例对本发明作进一步说明，但下述实施例仅仅为本发明的优先实施例，并非全部。基于实施方式中的实施例，本领域技术人员在没有做出创造性劳动的
前提下所获得其它实施例，都属于本发明的保护范围。
52.实施例1
53.一种粗单体精馏节能装置，粗单体进料管与精馏塔一1连接；
54.精馏塔一1顶部分别经气相管道与精馏塔四4底部设置的精馏塔四塔釜再沸器10及精馏塔三3底部设置的精馏塔三塔釜再沸器6连接；
55.精馏塔三塔釜再沸器6与精馏塔四塔釜再沸器10经气相管道汇合后与精馏塔二2连接；
56.精馏塔二2底部分别经液相管道分别与精馏塔三3、精馏塔四4连接。
57.精馏塔三塔釜再沸器6与精馏塔四塔釜再沸器10的气相管道在汇合前分别设置有精馏塔三耦合回流泵12、精馏塔四耦合回流泵16。
58.精馏塔二2底部还设置有精馏塔二塔釜再沸器8，精馏塔三3塔顶经气相管道与精馏塔二2底部设置的精馏塔二塔釜再沸器8连接。
59.精馏塔二塔釜再沸器8经精馏塔三回流泵13一路与精馏塔三3连接，一路连接至出料管一22。
60.精馏塔二2顶部与精馏塔二冷凝器9连接，精馏塔二冷凝器9与精馏塔二回流槽18连接，精馏塔二回流槽18经精馏塔二回流泵15一路与精馏塔二2连接，一路与出料管三24连接。
61.精馏塔三3底部还设置有精馏塔三蒸汽再沸器7，精馏塔三3塔底连接至出料管二23。
62.精馏塔四4顶部与精馏塔四冷凝器11连接，精馏塔四冷凝器11与精馏塔四回流槽19连接，精馏塔四回流槽19经精馏塔四回流泵17一路与精馏塔四4连接，一路连接至出料管四25。
63.精馏塔四4底部连接至出料管五26。
64.精馏塔四塔釜再沸器10经精馏塔四耦合回流泵16与精馏塔一1上部连接，精馏塔三塔釜再沸器6还经精馏塔三耦合回流泵12与精馏塔一1上部连接。
65.精馏塔一1底部连接至粗高沸物出料管21。
66.实施例2
67.常规工艺的设备连接结构如下：
68.精馏塔一1’下部设置有精馏塔一蒸汽再沸器4’，精馏塔一1’顶部与精馏塔一冷凝器7’连接，精馏塔一冷凝器7’顶部经气相管道与精馏塔一回流槽10’连接，精馏塔一回流槽10’与精馏塔一回流泵13’连接，精馏塔一回流泵13’一路连接至精馏塔一1’上部，一路与经出料管一19’与精馏塔二2’连接，精馏塔一1’塔釜与粗高沸物出料管18’连接；
69.精馏塔二2’下部设置有精馏塔二蒸汽再沸器5’，精馏塔二2’顶部与精馏塔二冷凝器8’连接，精馏塔一冷凝器8’顶部经气相管道与精馏塔二回流槽11’连接，精馏塔二回流槽11’与精馏塔二回流泵14’连接，精馏塔二回流泵14’一路连接至精馏塔二2’上部，一路连接至出料管三21’；
70.精馏塔二底部经出料管二20’与精馏塔三3’中部连接，精馏塔三3’下部设置有精馏塔三蒸汽再沸器6’，精馏塔三3’顶部经气相管道与精馏塔三冷凝器9’连接，精馏塔三冷凝器9’与精馏塔三回流槽12’连接，精馏塔三回流槽12’经精馏塔三回流泵16’一路回流连
接至精馏塔三3’上部，一路连接至一甲基三氯硅烷出料管23’，精馏塔三3’底部连接至二甲基二氯硅烷出料管22’。
71.实施例3
72.采用本实施例1进行的粗单体精馏节能工艺如下：
73.有机硅粗单体为甲基氯硅烷组成的混合物，主要组分及质量分数为一甲基三氯硅烷(6％-9％)、二甲基二氯硅烷(82％-87％)、三甲基一氯硅烷(2.8％-3.7％)、一甲基二氯硅烷(1.3％-2％)、四氯化硅(0.05％-1％)。
74.(1)将有机硅粗单体以25.5t/h的流量进入精馏塔一1，精馏塔一1塔顶脱除高沸气相物料优先以35％的体积分数的气相物料先进入精馏塔四塔釜再沸器10作为精馏塔四的热源，剩下的65％的体积分数的气相物料进入精馏塔三塔釜再沸器6作为热源，经再沸器冷凝后，分别通过精馏塔三耦合回流泵14和精馏塔四耦合回流泵16汇合后85％体积分数的气相物料作为塔回流返回至精馏塔一1塔顶，15％体积分数的气相物料作为精馏塔二2进料，塔釜采出粗高沸21；精馏塔一1塔顶温度控制在135℃，塔顶压力控制在0.45mpa。
75.(2)精馏塔四4塔顶顶气相经精馏塔四冷凝器11冷凝进入精馏塔四回流槽19，精馏塔四回流槽19中的物料经精馏塔四回流泵17输送99％的物料作为塔回流返回至精馏塔四4顶部，采出1％体积分数的一甲三氯硅烷产品25，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品26；精馏塔四4塔釜温度控制在90℃，塔釜压力控制在0.07mpa。
76.(3)精馏塔三3塔釜采用第二再沸器精馏塔三蒸汽再沸器7作为补充热源，塔顶气相物料全部进入精馏塔二塔釜再沸器8作为热源，经精馏塔二塔釜热耦合再沸器8冷凝后，通过精馏塔三回流泵13将99％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔三3塔顶，采出1％体积分数的物料作为一甲基三氯硅烷产品22采出，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品23；精馏塔三3塔顶温度控制在107℃，塔顶压力控制在0.2mpa，若上述步骤中作为精馏塔三的热源能够使精馏塔三3塔顶温度控制在107℃，塔顶压力控制在0.2mpa，则无需第二再沸器精馏塔三蒸汽再沸器7作为补充热源。
77.(4)精馏塔二2塔顶气相经精馏塔二冷凝器9冷凝进入精馏塔二回流槽18，精馏塔二回流槽18中的物料经精馏塔二回流泵15输送98％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔二2顶部，另一部分采出比一甲基三氯硅烷沸点低的组份24进入后续精馏塔分离，精馏塔二2塔釜采出60％体积分数的物料经精馏塔二釜液泵14输送作为精馏塔三3，剩余的40％体积分数得到物料作为精馏塔四4进料；精馏塔二2塔釜温度控制在90℃，塔釜压力控制在0.07mpa。
78.针对本技术的这一工艺条件，本技术对各气相物料的走向选择及走向的量对冷凝器及再沸器负荷影响进行了精细化条件，发现气相的走量对实现精馏过程节能效应的影响是巨大的，具体如下：
[0079][0080][0081]
注：以上百分数均为体积分数。
[0082]
采用实施例2进行的粗单体精馏节能工艺(常规工艺)如下：
[0083]
将有机硅粗单体以25.5t/h的流量进入精馏塔一1’，精馏塔一1’塔顶脱除高沸气相物料经精馏塔一冷凝器7’冷凝进入精馏塔一回流槽10’，精馏塔一回流槽10’中的物料经精馏塔一回流泵13’输送85％体积分数的作为塔回流返回至精馏塔一1’顶部，15％体积分数的气相物料作为精馏塔二2’进料，塔釜采出粗高沸18’；精馏塔一1’塔顶温度控制在135℃，塔顶压力控制在0.45mpa。
[0084]
精馏塔二2’塔顶气相物料经精馏塔二冷凝器8’冷凝进入精馏塔二回流槽11’，精馏塔二回流槽11’中的物料经精馏塔二回流泵14’输送98％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔二2’顶部，另一部分采出比一甲基三氯硅烷沸点低的组份21’进入后续精馏塔分离，塔釜采出经精馏塔三进料泵15’输送作为精馏塔三3’进料；精馏塔二2’塔釜温度控制在90℃，塔釜压力控制在0.07mpa。
[0085]
精馏塔三3’塔顶气相物料经精馏塔三冷凝器9’冷凝进入精馏塔三回流槽12’，精馏塔三回流槽12’中的物料经精馏塔三回流泵16’输送99％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔三3’顶部，采出1％体积分数的物料，即一甲三氯硅烷产品23’，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品22’；精馏塔三3’塔顶温度控制在107℃，塔顶压力控制在0.2mpa。
[0086]
相同处理量及产品质量情况下，常规工艺与本发明工艺和系统的能耗对比数据如
下：
[0087]
[0088]
[0089]
[0090][0091]
本技术的工艺条件及常规技术手段的工艺条件均能使得到的产品一甲基三氯硅烷的纯度达到99.7％及以上，二甲基二氯硅烷的纯度达到99.98％以上。
[0092]
步骤及工艺条件同实施例1，控制精馏塔一1顶脱除高沸气相物料低于35％或高于45％先进入精馏塔四塔釜再沸器10作为热源，因高沸气相物料低于35％或高于45％，再沸器10所接受热量过低或过高，系统不能正常运行。
[0093]
通过以上数据对比可以看出，采用本发明工艺及系统，在相同处理量及产品质量的情况下，热消耗仅为常规工艺的64.49％，冷凝器负荷为常规工艺的61.84％，大幅度降低了能和及循环水的用量。
[0094]
实施例4
[0095]
有机硅粗单体为甲基氯硅烷组成的混合物，主要组分及质量分数为一甲基三氯硅烷(6％-9％)、二甲基二氯硅烷(82％-87％)、三甲基一氯硅烷(2.8％-3.7％)、一甲基二氯硅烷(1.3％-2％)、四氯化硅(0.05％-1％)。
[0096]
采用实施例2进行的粗单体精馏节能工艺(常规工艺)如下：
[0097]
将有机硅粗单体以25.5t/h的流量进入精馏塔一1’，精馏塔一1’塔顶脱除高沸气相物料经精馏塔一冷凝器7’冷凝进入精馏塔一回流槽10’，精馏塔一回流槽10’中的物料经精馏塔一回流泵13’输送88％体积分数的作为塔回流返回至精馏塔一1’顶部，12％体积分数的气相物料作为精馏塔二2’进料，塔釜采出粗高沸18’；精馏塔一1’塔顶温度控制在132℃，塔顶压力控制在0.42mpa。
[0098]
精馏塔二2’塔顶气相物料经精馏塔二冷凝器8’冷凝进入精馏塔二回流槽11’，精馏塔二回流槽11’中的物料经精馏塔二回流泵14’输送99％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔二2’顶部，另一部分1％采出比一甲基三氯硅烷沸点低的组份21’进入后续精馏塔分离，塔釜采出经精馏塔三进料泵15’输送作为精馏塔三3’进料；精馏塔二2’塔釜温度控制在90℃，塔釜压力控制在0.08mpa。
[0099]
精馏塔三3’塔顶气相物料经精馏塔三冷凝器9’冷凝进入精馏塔三回流槽12’，精馏塔三回流槽12’中的物料经精馏塔三回流泵16’输送98.5％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔三3’顶部，采出1.5％体积分数的物料，即一甲三氯硅烷产品23’，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品22’；精馏塔三3’塔顶温度控制在109℃，塔顶压力控制0.21mpa。
[0100]
采用本实施例1进行的粗单体精馏节能工艺如下：
[0101]
(1)将有机硅粗单体以25.5t/h的流量进入精馏塔一1，精馏塔一1塔顶脱除高沸气
相物料优先以42％的体积分数的气相物料先进入精馏塔四塔釜再沸器10作为精馏塔四的热源，剩下的58％的体积分数的气相物料进入精馏塔三塔釜再沸器6作为热源，经再沸器冷凝后，分别通过精馏塔三耦合回流泵14和精馏塔四耦合回流泵16汇合后88％体积分数的作为塔回流返回至精馏塔一1塔顶，12％体积分数的气相物料作为精馏塔二2进料，塔釜采出粗高沸21；精馏塔一1塔顶温度控制在132℃，塔顶压力控制在0.42mpa。
[0102]
(2)精馏塔四4塔顶顶气相经精馏塔四冷凝器11冷凝进入精馏塔四回流槽19，精馏塔四回流槽19中的物料经精馏塔四回流泵17输送99％的物料作为塔回流返回至精馏塔四4顶部，采出1％体积分数的一甲三氯硅烷产品25，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品26；精馏塔四4塔釜温度控制在92℃，塔釜压力控制在0.09mpa。
[0103]
(3)精馏塔三3塔釜采用第二再沸器精馏塔三蒸汽再沸器7作为补充热源，塔顶气相物料全部进入精馏塔二塔釜再沸器8作为热源，经精馏塔二塔釜热耦合再沸器8冷凝后，通过精馏塔三回流泵13采出98.5％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔三3塔顶，另一部分采出1.5％体积分数的一甲基三氯硅烷产品22，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品23；精馏塔三3塔顶温度控制在109℃，塔顶压力控制在0.21mpa，若上述步骤中作为精馏塔三的热源能够使精馏塔三3塔顶温度控制在107℃，塔顶压力控制在0.2mpa，则无需第二再沸器精馏塔三蒸汽再沸器7作为补充热源。
[0104]
(4)精馏塔二2塔顶气相经精馏塔二冷凝器9冷凝进入精馏塔二回流槽18，精馏塔二回流槽18中的物料经精馏塔二回流泵15输送99％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔二2顶部，另一部分采出1％，即一甲基三氯硅烷沸点低的组份24进入后续精馏塔分离，精馏塔二2塔釜采出68％体积分数的物料经精馏塔二釜液泵14输送作为精馏塔三3，剩余的32％体积分数得到物料作为精馏塔四4进料；精馏塔二2塔釜温度控制在90℃，塔釜压力控制在0.08mpa。
[0105]
针对本技术的这一工艺条件，本技术的又一试验性工艺中，步骤(1)并未将气相物料优先进入精馏塔四，而是先进入精馏塔三，如具体以42％的体积分数的气相物料进入精馏塔三塔釜再沸器6作为热源，再以58％的体积分数的气相物料进入精馏塔四塔釜再沸器10作为精馏塔四的热源。其他工艺条件同上，本实施例为4-1。
[0106]
本技术的又一试验性工艺中，步骤(1)并未将气相物料优先进入精馏塔四，而是先进入精馏塔三，如具体以60％的体积分数的气相物料进入精馏塔三塔釜再沸器6作为热源，再以40％的体积分数的气相物料进入精馏塔四塔釜再沸器10作为精馏塔四的热源。其他工艺条件同上，本实施例为4-2。
[0107]
相同处理量及产品质量情况下，常规工艺与本发明工艺和系统的能耗对比数据如下：
[0108]
[0109][0110]
通过以上数据对比可以看出，采用本发明工艺及系统，在相同处理量及产品质量的情况下，热消耗仅为常规工艺的66.90％，冷凝器负荷为常规工艺的66.64％，大幅度降低了能和及循环水的用量，实施例4-1与4-2较实施例4相比改变了精馏塔一气相物料至精馏塔三再沸器6与精馏塔四再沸器10的顺序，其结果为：改变了精馏塔的开车顺序。
[0111]
实施例5
[0112]
有机硅粗单体为甲基氯硅烷组成的混合物，主要组分及质量分数为一甲基三氯硅烷(6％-9％)、二甲基二氯硅烷(82％-87％)、三甲基一氯硅烷(2.8％-3.7％)、一甲基二氯硅烷(1.3％-2％)、四氯化硅(0.05％-1％)。
[0113]
采用实施例2进行的粗单体精馏节能工艺(常规工艺)如下：
[0114]
将有机硅粗单体以30.5t/h的流量进入精馏塔一1，精馏塔一1塔顶脱除高沸气相物料经精馏塔一1冷凝器7冷凝进入精馏塔一回流槽10，精馏塔一1回流槽10中的物料经精馏塔一1回流泵13输送87％体积分数的气相物料作为塔回流返回至精馏塔一1顶部，采出13％体积分数的气相物料作为精馏塔二2进料，塔釜采出粗高沸18；精馏塔一1塔顶温度控制在138℃，塔顶压力控制在0.48mpa。
[0115]
精馏塔二2塔顶气相物料经精馏塔二2冷凝器8冷凝进入精馏塔二2回流槽11，精馏塔二2回流槽11中的物料经精馏塔二2回流泵14输送98％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔二2顶部，另一部分采出比一甲基三氯硅烷沸点低的组份21进入后续精馏塔分离，塔釜采出经精馏塔三进料泵15输送作为精馏塔三3进料；精馏塔二2塔釜温度控制在93℃，塔釜压力控制在0.09mpa。
[0116]
精馏塔三3塔顶气相物料经精馏塔三3冷凝器9冷凝进入精馏塔三3回流槽12，精馏
塔三3回流槽12中的物料经精馏塔三3回流泵16输送99％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔三3顶部，另一部分采出一甲三氯硅烷产品23，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品22；精馏塔三3塔顶温度控制在112℃，塔顶压力控制0.23mpa。
[0117]
采用本实施例1进行的粗单体精馏节能工艺如下：
[0118]
(1)将有机硅粗单体以30.5t/h的流量进入精馏塔一1，精馏塔一1塔顶脱除高沸气相物料优先44％的体积分数的气相物料进入精馏塔四塔釜再沸器10作为热源，剩下的56％的体积分数的气相物料进入精馏塔三塔釜再沸器6作为热源，经再沸器冷凝后，分别通过精馏塔三耦合回流泵14和精馏塔四耦合回流泵16汇合后87％体积分数的气相物料作为塔回流返回至精馏塔一1塔顶，13％体积分数的气相物料作为精馏塔二2进料，塔釜采出粗高沸21；精馏塔一1塔顶温度控制在138℃，塔顶压力控制在0.48mpa。
[0119]
(2)精馏塔四4塔顶顶气相经精馏塔四冷凝器11冷凝进入精馏塔四回流槽19，精馏塔四回流槽19中的物料经精馏塔四回流泵17输送99％的物料作为塔回流返回至精馏塔四4顶部，1％体积分数的一甲三氯硅烷产品25，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品26；精馏塔四4塔釜温度控制在94℃，塔釜压力控制在0.09mpa。
[0120]
(3)精馏塔三3塔釜采用第二再沸器精馏塔三蒸汽再沸器7作为补充热源，塔顶气相物料全部进入精馏塔二塔釜再沸器8作为热源，经精馏塔二塔釜热耦合再沸器8冷凝后，通过精馏塔三回流泵13将99％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔三3塔顶，采出1％体积分数一甲基三氯硅烷产品22，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品23；精馏塔三3塔顶温度控制在112℃，塔顶压力控制在0.23mpa，若上述步骤中作为精馏塔三的热源能够使精馏塔三3塔顶温度控制在107℃，塔顶压力控制在0.2mpa，则无需第二再沸器精馏塔三蒸汽再沸器7作为补充热源。
[0121]
精馏塔二2塔顶气相经精馏塔二冷凝器9冷凝进入精馏塔二回流槽18，精馏塔二回流槽18中的物料经精馏塔二回流泵15输送98％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔二2顶部，另一部分采出比一甲基三氯硅烷沸点低的组份24进入后续精馏塔分离，精馏塔二2塔釜采出67％体积分数的物料经精馏塔二釜液泵14输送作为精馏塔三3，剩余的33％体积分数得到物料作为精馏塔四4进料；精馏塔二2塔釜温度控制在93℃，塔釜压力控制在0.09mpa。
[0122]
本技术的又一试验性工艺中，步骤(3)中精馏塔三3塔釜采用第二再沸器精馏塔三蒸汽再沸器7作为补充热源，精馏塔三3塔顶气相物料仅90％进入精馏塔二塔釜再沸器8作为热源。其他工艺条件同上，本实施例为5-1。
[0123]
相同处理量及产品质量情况下，常规工艺与本发明工艺和系统的能耗对比数据如下：
[0124][0125][0126]
通过以上数据对比可以看出，采用本发明工艺及系统，在相同处理量及产品质量的情况下，热消耗仅为常规工艺的65.68％，冷凝器负荷为常规工艺的63.90％，大幅度降低了能和及循环水的用量。
[0127]
实施例6
[0128]
有机硅粗单体为甲基氯硅烷组成的混合物，主要组分及质量分数为一甲基三氯硅烷(6％-9％)、二甲基二氯硅烷(82％-87％)、三甲基一氯硅烷(2.8％-3.7％)、一甲基二氯硅烷(1.3％-2％)、四氯化硅(0.05％-1％)。
[0129]
采用本实施例1进行的粗单体精馏节能工艺如下：
[0130]
有机硅粗单体为甲基氯硅烷组成的混合物，主要组分及质量分数为一甲基三氯硅烷(6％-9％)、二甲基二氯硅烷(82％-87％)、三甲基一氯硅烷(2.8％-3.7％)、一甲基二氯硅烷(1.3％-2％)、四氯化硅(0.05％-1％)。
[0131]
(1)将有机硅粗单体以25.5t/h的流量进入精馏塔一1，精馏塔一1塔顶脱除高沸气相物料优先以35％的体积分数的气相物料先进入精馏塔四塔釜再沸器10作为精馏塔四的热源，剩下的65％的体积分数的气相物料进入精馏塔三塔釜再沸器6作为热源，经再沸器冷凝后，分别通过精馏塔三耦合回流泵14和精馏塔四耦合回流泵16汇合后85％体积分数的气相物料作为塔回流返回至精馏塔一1塔顶，15％体积分数的气相物料作为精馏塔二2进料，塔釜采出粗高沸21；精馏塔一1塔顶温度控制在125℃，塔顶压力控制在0.38mpa。
[0132]
(2)精馏塔四4塔顶顶气相经精馏塔四冷凝器11冷凝进入精馏塔四回流槽19，精馏塔四回流槽19中的物料经精馏塔四回流泵17输送99％的物料作为塔回流返回至精馏塔四4
顶部，采出1％体积分数的一甲三氯硅烷产品25，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品26；精馏塔四4塔釜温度控制在90℃，塔釜压力控制在0.07mpa。
[0133]
(3)精馏塔三3塔釜采用第二再沸器精馏塔三蒸汽再沸器7作为补充热源，塔顶气相物料全部进入精馏塔二塔釜再沸器8作为热源，经精馏塔二塔釜热耦合再沸器8冷凝后，通过精馏塔三回流泵13将99％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔三3塔顶，采出1％体积分数的物料作为一甲基三氯硅烷产品22采出，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品23；精馏塔三3塔顶温度控制在107℃，塔顶压力控制在0.2mpa，若上述步骤中作为精馏塔三的热源能够使精馏塔三3塔顶温度控制在120℃，塔顶压力控制在0.28mpa，则无需第二再沸器精馏塔三蒸汽再沸器7作为补充热源。
[0134]
(4)精馏塔二2塔顶气相经精馏塔二冷凝器9冷凝进入精馏塔二回流槽18，精馏塔二回流槽18中的物料经精馏塔二回流泵15输送98％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔二2顶部，另一部分采出比一甲基三氯硅烷沸点低的组份24进入后续精馏塔分离，精馏塔二2塔釜采出60％体积分数的物料经精馏塔二釜液泵14输送作为精馏塔三3，剩余的40％体积分数得到物料作为精馏塔四4进料；精馏塔二2塔釜温度控制在90℃，塔釜压力控制在0.07mpa。
[0135]
由于控制精馏塔一1塔顶压力在0.4mpa以下，则精馏塔一1塔顶温度对应降低至125℃以下；控制精馏塔三塔顶温度在0.25mpa以上，则精馏塔三塔顶温度对应上升至120℃以上；以上条件不满足所述精馏塔一1塔顶气相温度较精馏塔三的塔釜温度高15℃-60℃范围，导致精馏塔1的再沸器5不能有效为精馏塔三再沸器6提供热量，系统不能正常运行。
[0136]
实施例7
[0137]
有机硅粗单体为甲基氯硅烷组成的混合物，主要组分及质量分数为一甲基三氯硅烷(6％-9％)、二甲基二氯硅烷(82％-87％)、三甲基一氯硅烷(2.8％-3.7％)、一甲基二氯硅烷(1.3％-2％)、四氯化硅(0.05％-1％)。
[0138]
(1)将有机硅粗单体以25.5t/h的流量进入精馏塔一1，精馏塔一1塔顶脱除高沸气相物料优先以35％的体积分数的气相物料先进入精馏塔四塔釜再沸器10作为精馏塔四的热源，剩下的65％的体积分数的气相物料进入精馏塔三塔釜再沸器6作为热源，经再沸器冷凝后，分别通过精馏塔三耦合回流泵14和精馏塔四耦合回流泵16汇合后85％体积分数的气相物料作为塔回流返回至精馏塔一1塔顶，15％体积分数的气相物料作为精馏塔二2进料，塔釜采出粗高沸21；精馏塔一1塔顶温度控制在135℃，塔顶压力控制在0.45mpa。
[0139]
(2)精馏塔四4塔顶顶气相经精馏塔四冷凝器11冷凝进入精馏塔四回流槽19，精馏塔四回流槽19中的物料经精馏塔四回流泵17输送99％的物料作为塔回流返回至精馏塔四4顶部，采出1％体积分数的一甲三氯硅烷产品25，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品26；精馏塔四4塔釜温度控制在90℃，塔釜压力控制在0.07mpa。
[0140]
(3)精馏塔三3塔釜采用第二再沸器精馏塔三蒸汽再沸器7作为补充热源，塔顶气相物料全部进入精馏塔二塔釜再沸器8作为热源，经精馏塔二塔釜热耦合再沸器8冷凝后，通过精馏塔三回流泵13将99％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔三3塔顶，采出1％体积分数的物料作为一甲基三氯硅烷产品22采出，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品23；精馏塔三3塔顶温度控制在105℃，塔顶压力控制在0.18mpa，若上述步骤中作为精馏塔三的热源能够使精馏塔三3塔顶温度控制在107℃，塔顶压力控制在0.2mpa，则无需第二再沸器精馏
塔三蒸汽再沸器7作为补充热源。
[0141]
(4)精馏塔二2塔顶气相经精馏塔二冷凝器9冷凝进入精馏塔二回流槽18，精馏塔二回流槽18中的物料经精馏塔二回流泵15输送98％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔二2顶部，另一部分采出比一甲基三氯硅烷沸点低的组份24进入后续精馏塔分离，精馏塔二2塔釜采出60％体积分数的物料经精馏塔二釜液泵14输送作为精馏塔三3，剩余的40％体积分数得到物料作为精馏塔四4进料；精馏塔二2塔釜温度控制在95℃，塔釜压力控制在0.08mpa。由于精馏塔三的温度高于精馏塔二的温度仅仅高出10℃，两者温度差异较小，精馏塔二无法达到工作回流比，造成产品不稳定，系统不能正常运行。
[0142]
步骤及工艺条件同实施例7，仅精馏塔三3塔顶温度控制在115℃，塔顶压力控制在0.25mpa。精馏塔二2塔釜温度控制在84℃，塔釜压力控制在0.05mpa。由于精馏塔三的温度高于精馏塔二的温度高出31℃，两者温度差异较大，精馏塔二所接受的热量过多，无法达到工作回流比，造成产品不稳定，系统不能正常运行。