利用1,2-二氯乙烷制备过程中释放的反应热的方法和装置的制作方法

专利名称：利用1,2-二氯乙烷制备过程中释放的反应热的方法和装置的制作方法
利用1，2-二氯乙垸制备过程中释放的反应热的方法和装置本发明涉及利用1，2-二氯乙烷(下文中称为EDC)制备过程中 释放的反应热的方法和装置。EDC主要在氯气乙烯(下文中称为 VCM)单体的制备过程中用作中间体，由VCM最终制得聚氯气乙烯 PVC。在EDC转化为VCM的过程中会形成氯化氢HC1。因此，优选 由乙烯C2H4和氯气Cl2以这样的方式来制备EDC:使得根据下列反 应方程式的反应过程中所生成的氯化氢HC1和所消耗的HC1之间达 到平衡。C12 + C2H4 — C2H4C12 (纯EDC) + 218 kJ/mol (1)C2H4C12 (分解反应用EDC) — C2H3C1 (VCM) + HCl - 71 kJ/mol (2)C2H4 + 2 HCl + V2 02 — C2H4C12 (粗EDC) + H20 + 238 kJ/mol (3)HC1达到平衡的VCM制备方法(为简便起见，下文中称为"平衡式VCM法")包括 直接氯化，其中，由乙烯C2H4和氯气Cl2制得所需的一部分EDC，并作为纯EDC输送；利用在该直接氯化过程中所产生的反应 热是本发明的一个核心方面； 氧气氯化，其中，由乙烯C2H4、氯化氢HC1和氧气02制得 另一部分EDC，并作为粗EDC输送； 对EDC进行分馏纯化，其中，使粗EDC以及VCM分馏过程 中回流的再循环EDC脱除在氧气氯化过程和EDC热解过程中所产生 的副产物，以便得到适合用于EDC热解的EDC料；在EDC纯化过 程中利用由直接氯化所产生的反应热是本发明的一个核心方面；,EDC热解，其中将纯EDC与所述的EDC料混合，然后使该 混合物(称作分解反应用EDC)热分解；所得到的分解气体含有VCM、 氯化氢HC1和未反应的EDC以及副产物； 对VCM进行分馏，其中，从分解气体中分离出作为产物的所 需的纯VCM，并单独地回收其它重要的分解气体成分氯化氢HC1和未反应的EDC以作为重要的原料，然后以再循环HC1或再循环EDC 的形式作为可再用的原料而循环用于平衡式VCM法中。用于制备纯EDC、并且不是根据平衡式VCM法工作的设备通 常被设计为只遵循式(1)工作的纯粹的直接氯化反应器。而本发明 涉及根据平衡式VCM法设计的设备，并且本发明还涉及只有直接氯 化过程的设备，以及这两种类型的组合形式。直接氯化过程中所需的氯气Cl2通常是在电解设备中由氯化钠 NaCl制备的。此时会形成浓度为约33y。的氢氧化钠NaOH副产物。 由于所生成的氯气Cl2具有高毒性，因此，如果有可能的话应尽量避免长距离的输送。由此，通常将用于使乙烯C2H4直接氯化的设备(在该设备中，氯气Cl2被直接进一步处理)与用于制备氢氧化钠NaOH和氯气Cl2的设备紧邻设置。用于使乙烯直接氯化的设备不必以一体化设备的形式存在，而 是可以以"独立工作"的形式来制备EDC，并且该设备具有用于将 氯气输送到其它位置以便在那里进行处理而生成VCM的相对无害的 "输送方式"。采用上述方法(例如，特别是专利文献WO 01/34542 A2中所述的方法)制得的EDC很纯净，因而无需进行进一步蒸馏处 理。由此，当这种设备以"独立模式"工作时，没有机会通过加热 EDC蒸馏塔(例如，位于"平衡式VCM法"所用的一体化设备中的 那些EDC蒸馏塔，其中所述"平衡式VCM法"包括直接氯化、氧 气氯化和EDC分解)的方式来回收热量。因此，在这种结构中，必须通过大量的冷却水和/或空气冷却器 来除去大量的反应热，但是任何一种这样的方法从经济角度来说都是 不理想的。因此，本发明的目的是使直接氯化过程中所释放的热量得 到利用，并且使冷却水的需求量大幅降低。如果在平衡式VCM法中利用直接氯化过程，那么必须考虑到在 EDC热解过程中，分解气体中所形成的次要成分会降低VCM的产物 纯度。这样，通过除去次要成分来纯化VCM是较为复杂的。因此， 将已在很大程度上脱除杂质的分解反应用EDC用于EDC热解过程 中。关于能够避免或(如果适当的话)除去相应的不利副产物和/或次要成分的大量技术，可以再次参照专利文献WO 01/34542 A2 (特 别是该专利文献中确认的现有技术)。已经可以表明，在由乙烯C2H4 和氯气Cl2反应生成液态EDC的直接氯化过程中所释放的反应热足 以使用于纯化平衡式VCM法中产生的EDC的纯化塔工作。然而，以上所提方法的缺点在于，只能利用EDC中的温度相对 较高(即主要在约100°C以上)的热量。虽然可以单独通过所释放 的热量来使用于纯化EDC的装置工作，但是，依然需要用冷却水对 所产生的EDC(例如，以待后用的EDC)实施进一步冷却，由此， 依然需要大量的冷却水。以上所提方法的另一缺点在于反应热在用于加热纯化塔时必 需有相当量值的蒸气冷凝热被除去。而根据现有技术的常规状况，一 般也采用必须大量提供的冷却水来除去这种蒸气冷凝热。因此，本发明的另一目的是使平衡式VCM法(特别是直接氯化 过程)中所释放的热量的利用情况迸一步优化，并且使冷却水的总需 求大幅降低。本发明通过以下的方式达到上述目的将在直接氯化反应器中 形成1,2-二氯乙烷时产生的反应热的至少一部分用于蒸发在NaCl电 解(用于制备直接氯化过程所需的氯气)过程中作为副产物产生的 NaOH溶液。特别是在偏远地区，用于运走NaCl电解所产生的氢氧化钠 NaOH而产生的运输成本的高低有重要意义。如果将所产生的浓度为 大约33%的氢氧化钠溶液蒸发至浓度为50%，则会显著降低运输成 本。可以使用于蒸发氢氧化钠NaOH溶液的设备在(例如)绝对压 力为133毫巴的减压条件和60。C的温度下工作。当然，根据消费者 的所需情况和所释放的热量，也可以将不同于33%的浓度蒸发至不 同于50%的其它浓度。可以以多种方式将直接氯化过程所释放的反应热用于蒸发氢氧 化钠溶液。可以容易地将本发明方法的下列实施方案进行组合，并且 这些实施方案可以极灵活地将热量利用与现有设备相匹配，而且在新 设计的设备的情况下也可如此。在本发明的实施方案中，将直接氯化过程所产生的EDC蒸气的 至少一部分冷凝热用于蒸发所形成的氢氧化钠溶液。当利用"独立工作"模式的直接氯化装置时，或者在对平衡式VCM法中产生的EDC 进行蒸馏纯化时不能吸收以这种方式可得的全部反应热的情况下，上 述这种实施方案是特别有利的。在这种情况下，来自直接氯化反应器 上部的EDC蒸气被用来(通过其冷凝热)对蒸发器管的外部加热， 其中，所述蒸发器管可被构造为降膜蒸发器管的形式，并且氢氧化钠 溶液在该蒸发器管中被蒸发。纯EDC的冷凝物也可以起到蒸发氢氧 化钠溶液的作用，并且该冷凝物在另一热交换器(例如插管式热交换 器)中进一步冷却。在本发明的另一实施方案中，还将由反应器排出的EDC再循环液流的显热用于蒸发氢氧化钠溶液。当把该液流与除去反应热的其它 物料流合并时，必须要注意确保使含有催化剂的EDC (其将要被再 循环至直接氯化反应器的反应器回路中)不与将要作为产物由该过程 排出的纯EDC混合。在本发明的另一实施方案中，将以气态或液态的形式从直接氯 化反应器排出的EDC产物首先用于对纯化塔间接加热，并且只有在 所述EDC在纯化塔中将其温度相对较高的一部分热能转移之后，该 EDC才被传送至氢氧化钠溶液蒸发装置中来进一步转移其能量，其 中在所述氢氧化钠溶液蒸发装置中，EDC以间接热交换的形式将较 低温度的热能转移给所述氢氧化钠。如果采用平衡式VCM法来制备 EDC和VCM，优选的是，在对达到上述目的所需的纯化塔加热之后 再将剩余的反应热用于蒸发氢氧化钠溶液。本发明的其它实施方案利用以下方面引入纯化塔的间接加热 过程中的上述反应热在后续的蒸气冷凝过程中必须再次从上述纯化 塔中被除去，所以只能说该反应热通过纯化塔，并且其在上述过程中 是热力学衰减的。然而，虽然反应热的温度降低，但仍然可将通过纯化塔的相当一部分反应热用于蒸发氢氧化钠溶液。这样，在本发明的另一实施方案中，将含有EDC的蒸气(其来 自用于除去沸点高于EDC沸点的成分的蒸馏塔)用于蒸发氢氧化钠溶液。这种蒸馏塔(作为高沸塔)是平衡式VCM法中的常规部分。 不要将上述蒸馏塔错认为真空塔，真空塔是接在高沸塔之后的，并且 真空塔的塔顶温度对于根据本发明的应用来说还不够高。在本发明的另一实施方案中，还将含水的蒸气(其来自用于除 去水和沸点低于1,2-二氯乙烷沸点的成分的蒸馏塔)用于蒸发氢氧化钠溶液。这种蒸馏塔(作为低沸塔)是平衡式VCM法中的常规部分。以下的方法也是已知的将在直接氯化过程中产生的EDC以蒸 气的形式排出，并且将该EDC直接导入到蒸馏过程中；这种直接氯 化法在(例如)专利文献US 4,873,384中有所描述。在这种情况中， 直接氯化反应器同时构成后续的纯化塔的底部蒸发器，或者该直接氯 化反应器本身与纯化塔的底部形成为一体。反应热以这种方式通过邻 接的蒸馏塔，并且在蒸气的冷凝过程中被除去。在本发明的一个实施 方案中，将在EDC (其是在直接氯化反应器中由乙烯和氯气反应所 生成的)的蒸馏纯化过程中所得的蒸气的至少一部分冷凝热用于蒸发 所形成的氢氧化钠溶液。本发明的其它实施方案涉及用于将EDC的热能转移至待蒸发的 氢氧化钠NaOH中的装置。此处主要利用直立的列管式换热器(优 选降膜蒸发器)，该列管式换热器具有两个固定管板和用于容纳 NaOH溶液的底部，其中，将氢氧化钠NaOH溶液从顶端向下输送至 管子的内部，并且将传热介质(即，EDC或者来自蒸馏塔的蒸气) 输送到管子的外周。如果将气态的EDC或者来自蒸馏塔的蒸气用于蒸发氢氧化钠溶 液，则在列管式装置中以顺流的形式发生热交换。从列管式装置的顶 部引入的EDC蒸气在经过该装置的过程中发生冷凝，并且可在底部 以液体的形式被排出。如果将液态EDC用于蒸发氢氧化钠溶液，则与上述不同的是， 可以有利地以逆流的方式在列管式装置中实现热交换，或者通过位于 氢氧化钠液体中的插入式换热器管束实现热交换，或者通过置于氢氧 化钠液体外部、并以循环模式工作的换热器(例如，釜式换热器)实 现热交换。可以将上述的所有方法累加使用或组合使用。如果要同时采用EDC蒸气和液态EDC使以上列管式装置工作，则可以将该列管式装置水平分隔。当然，必须确保来自不同的蒸馏塔的各蒸气流不会互相 混合。通常在多级蒸发设备中进行氢氧化钠溶液的蒸发，其中所述多 级蒸发设备包括(例如)多个顺序连接的蒸发装置。因此，还可以将此处所述的本发明的方法单独地用于这种设备中的不同级或者不同的蒸发装置。这样，例如，可以通过气态的EDC对一级装置加热， 而通过液态的EDC对另一级装置加热。然而，还可以将本发明的方 法只用在用于蒸发氢氧化钠溶液的多级设备的某一级中，或者同时用 在多个级别中。为了允许各传热介质可具有不同的温度，也可以使多 个级别的蒸发装置在不同的减压条件下工作。下面借助8个附图对本发明进行说明，但是本发明的方法并不 限于这些特定的例子

图1示出对应于方法权利要求2和3的直接氯化反应器和氢 氧化钠溶液蒸发装置的可能排布方式； 图2示出对应于方法权利要求4的连有纯化塔的直接氯化反 应器和氢氧化钠溶液蒸发装置的可能排布方式； 图3和图4分别示出根据专利文献WO 01/34542 A2的教导、 并对应于方法权利要求5的氢氧化钠溶液蒸发装置与直接氯化反应 器的可能组合以及根据平衡式VCM法进行的热回收； 图5示出对应于方法权利要求6和7的直接氯化反应器、蒸 气发生冷凝的纯化塔和氢氧化钠溶液蒸发装置的可能排布方式； 图6至图8示出对应于装置权利要求的氢氧化钠溶液蒸发装 置的示例性实施方案。图1示出氢氧化钠溶液蒸发装置与直接氯化反应器的组合，其 中所述直接氯化反应器以"独立工作"的方式产生EDC，并且该直 接氯化反应器释放的反应热既通过气态EDC (根据方法权利要求2) 又通过液态EDC (根据方法权利要求3)对氢氧化钠溶液蒸发装置加 执。"、、o直接氯化反应器100包含充有液体的回路101、乙烯102的供入部分、溶解于EDC中的氯气103的进料部分，以及脱气室108、 液态EDC 109的排放装置、气态EDC 110的排放装置和再循环EDC 111的进料点，其中氯气104已预先在喷嘴105中溶解于液态EDC 106 (其已提前在EDC冷却器107中冷却至低温以改善其溶解性)中， 并且根据实际情况各个进料点和排放装置还可以具有多种形式。在充 有液体的回路101中，氯气与乙烯相互反应而形成沸腾的EDC (其 在脱气室108中气化)以及未反应的起始原料和惰性的伴生气体。气态EDC 110被导入到氢氧化钠溶液蒸发装置200的列管式换 热器202 (图中示为水平分隔的形式)的上部夹套空间201中，在该 处气态EDC 110发生冷凝从而释放热量，但是其并没有被显著地过 度冷却以避免EDC蒸气的压力发生波动。不可冷凝的成分通过惰性 气体排放口 203被排出。此时，必须通过合适的技术措施来确保在列 管式换热器的夹套空间内不会形成爆炸性气体混合物。这样的技术措 施对本领域的技术人员而言是已知的，并且不是本发明的主题。EDC 冷凝物204被排到水平分隔的列管式换热器202的下部夹套空间205 中，在此处液态EDC被冷却。可以任选地通过泵(图中未示出)来 辅助将冷凝后的EDC排到下部的夹套空间中。冷却后的纯EDC 206通过冷凝物泵207从水平分隔的列管式换 热器202中排出，并分成两股支流产物EDC 208和再循环EDC 209。 产物EDC 208在产物冷却器中(图中未示出)进行冷却后被输送到 装置界区，而再循环EDC 209则被送回到反应器中。从液态EDC 109的排放装置中排出的含催化剂的EDC通过EDC 泵210被输送到插入式冷却器211 (其被安装在氢氧化钠溶液蒸发装 置200的底部214)中，并且含催化剂的EDC在此处冷却。从插入 式冷却器211中排出的冷却后的EDC 212在循环冷却器107中被进 一步冷却，然后供给喷嘴105，在此冷却后的EDC212作为驱动物料 流来吸入并且溶解氯气104。然后溶解于EDC中的氯气物料流103 被供给到直接氯化反应器100中。浓度为33%的氢氧化钠溶液213被供给到氢氧化钠溶液蒸发装置200的底部214，并在减压条件下被蒸发。通过真空泵215来保持 压力，其中所述真空泵215排出所释放的水蒸气216。通过氢氧化钠 溶液泵217排出己被浓縮至约50%的一部分氢氧化钠溶液作为产物 NaOH 218，并且将另外一部分氢氧化钠溶液输送至氢氧化钠分配器 219，该氢氧化钠分配器219将待浓縮的氢氧化钠溶液分配至列管式 换热器202的管内。在此通过冷凝热和/或冷凝后的EDC的显热来引 入用于蒸发的汽化能。以下的基于对年生产能力为250000吨EDC的设备所做的模拟 计算的算例可用来进行说明。在这种规模的设备中，反应焓为约19.1 MW (以EDC计为218 kJ/mo1) 。 250000吨的EDC年生产能力相当 于22.5吨氯气/小时的氯气量，这进而相当于约25.4吨/小时的氢氧 化钠产量(以100n/。NaOH来计算)。所得氢氧化钠溶液的浓度为33%， 温度为约80°C，并通过真空蒸发将氢氧化钠溶液浓縮至50%。这相 当于要气化的水的量为约26.2吨/小时或者加热功率为14.6 MW。这种热量要求完全可以通过直接氯化过程所释放的热量来满 足；这样，在本专利申请中约76%的反应热是可以回收的，这正是 本发明的优点。在绝对压力为约133毫巴的减压条件和60°C的温度 下进行蒸发。通过直接氯化设备中的换热器来除去其余要被除去的反 应热。图2示出直接氯化反应器及其相连的用于纯化所产生的EDC的 蒸馏装置300。由直接氯化反应器100和氢氧化钠溶液蒸发装置200 构成的装置组合的结构与图1所示的结构相同。与图1所示的工作模 式不同的是，从直接氯化反应器中排出的EDC蒸气首先在纯化塔301 中被蒸馏纯化。来自纯化塔301的蒸气302被导入到氢氧化钠溶液蒸 发装置200的上部夹套空间201内。氢氧化钠溶液蒸发装置200起到 纯化塔301的蒸气冷凝器的作用。通过冷凝物泵207将蒸气冷凝物 303输送至纯化塔301的顶部贮液器304中，并且通过贮液器泵305 将该蒸气冷凝物303由顶部贮液器304供给到纯化塔301的顶部。图3和图4示出来自氧气氯化过程的EDC和来自EDC热解过 程的未反应EDC是如何在平衡式VCM法的EDC纯化装置400中以能量密集式EDC蒸馏的方式被纯化的。来自氧气氯化过程(图中未示出)的粗EDC 401首先在低沸塔402中被脱除水和低沸物，并且 上述的水和低沸物通过低沸物管线403被排出。然后由低沸塔获得的 塔底产物EDC (其依然还含有高沸物)通过EDC管线404被供给到 高沸塔405中。来自EDC热解过程的未反应的EDC中也含有髙沸物， 并通过EDC管线406被供给到高沸塔405中。所供入的物料流在高沸塔405中被分馏。在高沸塔405的顶部 通过蒸气管线407排放纯化后的EDC，并得到纯EDC。高沸物积聚 在髙沸塔405的底部。在真空塔409内对来自高沸塔405的塔底物料 流408进行处理。在真空塔409的顶部通过EDC蒸气管线410排出 纯EDC。来自真空塔409的塔底输出物411包含高沸物和少部分的 残留EDC。通过下列方式达到对塔405和409加热的目的液态EDC 109 从直接氯化反应器100中被排出，并且作为加热介质被供给到真空塔 409的降膜蒸发器412中，以及从该降膜蒸发器412中被排出。EDC 蒸气413从来自直接氯化反应器100的气态EDC 110中分流出来， 并作为加热介质被供给到高沸塔405的降膜蒸发器414。在降膜蒸发 器412和414中，要被加热的液体在重力作用下从蒸发器主体的顶部 以在加热管内壁上均匀分配的沸腾薄膜的形式向下流动，并且部分被 蒸发。大部分EDC蒸气在降膜蒸发器414的外部冷凝。当然，也可 以使用其它的换热器，如常规的热虹吸再沸器。来自降膜蒸发器414的向上的物料流415可被供给到可任选的 辅助冷凝器416，该辅助冷凝器起到调节该物料流体系的作用。随后 在接收器417中液态EDC中与不可冷凝的成分分开。此时，必须采 用合适的方法来确保在冷凝过程中不会形成氧气、残余乙烯和EDC 蒸气的爆炸性混合物。为了达到该目的，(例如)用氧气测量仪418 来测定氧气的含量，并用关联调节器相应地调节流入到辅助冷凝器 416中的冷却用介质的流入量，但是还可以将另外的调节器连接到辅 助冷凝器416上。如果不需要调节装置时，那么也可以省略辅助冷凝 器416。还可以通过其它方法来防止形成爆炸性混合气体，这并不是本发明的主题。根据高沸塔405的特定要求，过量的EDC蒸气可以存在至少一 段时间。在这种情况下，EDC支流419从气态EDC 110中分流出来， 并与来自接收器417的不可冷凝成分420合并。合并后的EDC蒸气 流421起到对氢氧化钠溶液蒸发装置200中的列管式装置的下段205 进行加热的作用，并且EDC被冷凝并以EDC冷凝物220的形式被排 出。不可冷凝的成分以尾气221的形式被排放，并且进行进一步处理 (图中未示出)。液态EDC流109通过循环泵112从脱气室108中排出，并被供 给到降膜蒸发器412以加热真空塔409。使EDC流422 (其在显热向 外传递后已被轻微冷却)与通过泵423从接收器417中排出的一部分 纯EDC 424合并而形成纯EDC 425，并将纯EDC 425供给到氢氧化 钠溶液蒸发装置200。通过泵423从接收器417中排出的另外一部分 纯EDC 424用来作为产物EDC 426。图3示出获得较高温度的产物EDC的途径。如果本领域的技术 人员希望在随后的工艺步骤中直接对产物EDC进行处理以生成 VCM，那么他会选择这种方法，因为这种方法能够节省一部分再加 热时间。此时，使用产物EDC 426而并不进一步利用其内所包含的 热量。然而，如果要将EDC输送至大型的不耐压贮存罐中时，可以 利用图4所示的流程在该流程中，产物EDC 426在插入式冷却器 211 (其被置于氢氧化钠溶液蒸发装置200的底部214)中被冷却至 低于70。C，并作为冷却后的产物EDC 222从此处被输送至贮藏罐中。 作为可供选择的方法，也可以将EDC冷却器置于氢氧化钠的泵回路 中。图3和图4示出液态EDC在氢氧化钠溶液蒸发装置200中是如 何被利用的。在图3中，EDC流425被分流，其一部分223被供给 到氢氧化钠溶液蒸发装置200中的列管式装置的上段201中，另外一 部分224被供给到起底部加热作用的插入式换热器211中。已冷却至 约65°C -70°C的EDC流225和226与EDC冷凝物220合并，并形 成再循环流227。在图4中，EDC流425没有被分流，而是直接被供给到氢氧化钠溶液蒸发装置200中的列管式装置的上段201中。作为可供选择的另外一种方式，还可以采用设置在氢氧化钠的泵回路中的方式。己冷却至约70°C的EDC流225与EDC冷凝物220合并到一 起而形成再循环流227。再循环流227被分成EDC支流209和212。图3和4中所示的 其它过程与针对图1中的氢氧化钠溶液蒸发装置和直接氯化反应器 所述的过程相当。以下基于模拟计算的算例用来说明图3和4中所示的工艺变量 该计算针对年生产能力为250000吨EDC的设备而进行。在这种规模 的设备中，反应焓为约19.1 MW (以EDC计为218 kJ/mol)。其中 以使用EDC蒸气加热蒸馏塔的方式可以回收 7900 kW以使用液态EDC加热蒸馏塔的方式可以回收 2050 kW以使用液态EDC对原料预加热的方式可以回收 1310 kW 合计可以回收 11260 kW这些热量合计占总反应热量的约60%。250000吨的EDC年生产能力相当于22.5吨/小时的氯气需求量， 这进而相当于约25.4吨/小时的氢氧化钠产量(以100% NaOH来计 算)。所得氢氧化钠溶液的浓度为33%，温度为约80°C，并通过真 空蒸发将氢氧化钠浓縮至50%。这相当于要蒸发的水的量为约26.2 吨/小时或者加热功率为14.6 MW。其中，通过在氢氧化钠溶液蒸发 器中将再循环EDC流从100°C冷却至70°C可以额外回收约4.2 MW 的热量。这将反应热的利用度从60%提高至80%。通过直接氯化设 备中的换热器来除去其余要被除去的反应热。与图3和4相似，图5示出这样的平衡式VCM法，其中将直接 氯化反应器100产生的反应热用于加热纯化塔。不管以何种方式(即， 例如，以本发明图3和4中所示的方式或者其它方式)进一步利用离 开蒸发器的EDC流中的热量，来自高沸塔405的蒸气都可以用于蒸 发氢氧化钠溶液。为了达到该目的，高沸物蒸气427不被供给到常规 的冷凝器中而是供给到氢氧化钠溶液蒸发装置200中的列管式装置 的上段201中，并且从氢氧化钠溶液蒸发器排出的EDC冷凝物作为反流428而重新循环到高沸塔405中并供给其塔顶。高沸物蒸气427是纯EDC，可以按照类似于图1所示的针对气 态EDC 110的处理方式对其进行处理或者可以按照类似于图2所示 的针对EDC蒸气303的处理方式对其进行处理，可以参见上文对这 两种处理方式所做的说明。由于该气流为纯EDC，因此它也可以与 流程中具有相似纯度的其它EDC蒸气或者EDC冷凝物混合。所以， 图3、 4和5中所示的工艺可以容易地互相组合。以下基于模拟计算的算例用来进行说明该计算是针对年生产 能力为400000吨EDC的设备而进行的。在这种规模的设备中，在压 力最高为1.11巴、温度为约87°C的高沸塔中可以回收约16.2 MW 的热能，通过这些热能可以将产量为约44吨/小时的氢氧化钠(以 100%的NaOH来计算)从33重量％浓縮至50重量％。图6至图8示出本发明装置的示例性实施方案。图6示出没有 被水平分隔的降膜蒸发器，该降膜蒸发器包括列管式换热器，该列管 式换热器具有两个固定管板和用于容纳NaOH溶液的底部，并且该降膜蒸发器被构造为使得氢氧化钠溶液被输送至管的内部，而1,2-二氯乙烷被输送至管的外部，该降膜蒸发器还具有用于将氢氧化钠溶 液引入和分配至管内部的部件，以及使得1,2-二氯乙烷可以在管的外 部冷凝、并且可以导入气态1，2-二氯乙垸以及排出惰性气体和1,2-二氯乙烷冷凝物的部件。图7还示出这样的列管式装置，该列管式装置具有使得可以导 入液态l,2-二氯乙垸、并且还可以排出液态1,2-二氯乙垸的部件，并 且采用被分隔的列管式装置。图8示出釜式外部循环蒸发器228，其是以采用液态1,2-二氯乙 烷作为列管式换热器的底部加热介质的方式工作的。当使用多股液态 EDC流(该多股液态EDC流的纯度不同，或者其中一股液态EDC 流含有用于使直接氯化反应器工作的催化剂)，并且多股液态EDC 流不必互相混合时，可以有利地采用该实施方案。所用附图标记的列表100 直接氯化反应器101 充有液体的回路102 乙烯原料103 溶解的氯气104 氯气105 喷嘴106 液态EDC107 EDC冷却器108 脱气室109 液态EDC110 气态EDC111 再循环EDC112 循环泵200氢氧化钠溶液蒸发装置.201 上部夹套空间202 列管式换热器 203惰性气体排放口204 EDC冷凝物205 下部夹套空间206 纯EDC207 冷凝物泵208 产物EDC209 再循环EDC210 EDC泵211 插入式冷却器212 EDC213 浓度为33%的氢氧化钠溶液214 底部215 真空泵216 水蒸气217 氢氧化钠溶液泵218 产物NaOH219 氢氧化钠溶液分配器220 EDC冷凝物221 尾气222 冷却后的产物EDC223 —部分EDC流224 另一部分EDC流225 EDC流226 EDC流227 再循环流228 釜式循环蒸发器300 蒸馏装置301 纯化塔302 蒸气303 蒸气冷凝物304 顶部贮液器305 贮液器泵400 EDC纯化装置401 粗EDC402 低沸塔403 低沸物管线404 EDC管线 405高沸塔 406 EDC管线 407蒸气管线 408 塔底物料流409 真空塔410 EDC蒸气管线 411塔底排放口412 降膜蒸发器413 EDC蒸气414 降膜蒸发器415 输出的物料流416 辅助冷凝器417 接收器418 氧气测量仪419 EDC支流420 不可冷凝的成分421 EDC蒸气流422 EDC流423 泵424 纯EDC425 纯EDC426 产物EDC427 高沸物蒸气428 反流
权利要求
1.一种利用在直接氯化反应器中由乙烯和氯气制备1，2-二氯乙烷时所产生的反应热的方法，其中所述氯气是在氯化钠电解过程中制备的，该方法的特征在于，将在所述直接氯化反应器中形成1，2-二氯乙烷时所产生的反应热的至少一部分用于蒸发NaOH溶液，其中所述NaOH溶液是所述NaCl电解过程中的副产物，所述NaCl电解过程用于制备所述直接氯化反应所需的氯气。
2. 根据权利要求1所述的方法，其特征在于，将由所述直接氯 化反应产生的1,2-二氯乙垸蒸气的至少一部分冷凝热用于蒸发所产 生的氢氧化钠溶液。
3. 根据权利要求1所述的方法，其特征在于，将由所述直接氯 化反应产生的液态1,2-二氯乙垸的至少一部分显热用于蒸发所产生 的氢氧化钠溶液。
4. 根据权利要求1所述的方法，其特征在于，将在1,2-二氯乙 烷的蒸馏纯化过程中所得的蒸气的至少一部分冷凝热用于蒸发所产 生的氢氧化钠溶液，其中所述的1,2-二氯乙垸是在所述直接氯化反应 器中由乙烯和氯气反应生成的。
5. 根据权利要求1所述的方法，其特征在于，将从所述直接氯 化反应器中以气态或液态的形式排出的1，2-二氯乙垸产物首先用于 对纯化塔迸行间接加热，并且只有在所述1,2-二氯乙垸在该纯化塔内 将其温度相对较高的一部分热能转移之后，所述1,2-二氯乙烷才被传 送至氢氧化钠溶液蒸发装置中以进一步转移其能量，其中在所述氢氧 化钠溶液蒸发装置中，所述1,2-二氯乙垸将温度较低的热能以间接热 交换的形式转移给氢氧化钠溶液。
6. 根据权利要求5所述的方法，其特征在于，将来自蒸馏装置 的蒸气的至少一部分冷凝热用于蒸发所产生的氢氧化钠溶液，其中所 述蒸馏装置中的蒸发器是利用由乙烯和氯气的直接氯化反应所产生 的反应热进行工作的。
7. 根据权利要求5所述的方法，其特征在于，将来自蒸馏塔的 含有1,2-二氯乙烷的蒸气用于蒸发氢氧化钠溶液，其中所述蒸馏塔用 于除去沸点高于1,2-二氯乙垸沸点的成分。
8. —种用于实施根据权利要求1至7中任意一项所述方法的装 置，该装置包括列管式换热器，该列管式换热器具有两个固定管板和 用于容纳NaOH溶液的底部，并且该装置被构造为使得氢氧化钠溶 液被输送至所述管的内部，而使得1,2-二氯乙垸被输送至所述管的外 部，并且该装置还具有用于将氢氧化钠溶液引入并分配至所述管的内 部的部件。
9. 根据权利要求8所述的装置，该装置包括列管式装置，该列 管式装置具有这样的部件，该部件使得1，2-二氯乙烷可以在所述管的 外部冷凝，并且还使得可以引入气态1,2-二氯乙垸、以及排出惰性气 体和1，2-二氯乙垸冷凝物。
10. 根据权利要求8所述的装置，该装置包括列管式装置，该列 管式装置具有这样的部件，该部件使得可以引入液态1,2-二氯乙垸， 并且可以将该液态1，2-二氯乙烷排出。
11. 根据权利要求9或IO所述的装置，该装置包括被分隔的列 管式装置，其中所述列管式装置的一部分是根据权利要求9构造的， 另外一部分是根据权利要求IO构造的。
12. 根据权利要求8至11中任意一项所述的装置，该装置在所述列管式换热器的所述底部具有插入式换热器，该插入式换热器利用 液态1，2-二氯乙烷作为加热介质来工作。
13.根据权利要求8至11中任意一项所述的装置，其中所述装置在所述列管式换热器的所述底部具有外部循环蒸发器，该外部循环蒸发器利用液态1，2-二氯乙烷作为加热介质来工作。
全文摘要
本发明涉及一种利用在直接氯化反应器中由乙烯和氯气制备1，2-二氯乙烷时所产生的反应热的方法，其中所述的氯气是通过氯化钠电解过程制备的，其中，将生成1，2-二氯乙烷时所产生的反应热的至少一部分用于蒸发NaOH溶液，其中所述NaOH溶液是在用于制备直接氯化所需的氯气的NaCl电解过程中作为副产物产生的。本发明还涉及用于实施上述方法的装置，该装置包括具有两个固定管板的列管式换热器和NaOH液相部分，并且氢氧化钠溶液被输送至管子的内部，而1，2-二氯乙烷被输送至管子的外部。该换热器还具有将氢氧化钠溶液引入并分配至管内部的部件。
文档编号C07C17/02GK101228105SQ200680023827
公开日2008年7月23日 申请日期2006年6月27日 优先权日2005年6月28日
发明者彼得·卡默霍费尔, 斯文·彼得森, 米夏埃尔·本杰 申请人:乌德有限公司;威诺利特两合有限公司