专利名称：改进的甲烷氯化物生产工艺的制作方法
技术领域：
本发明涉及有机化合物生产工艺，特别涉及改进的甲烷氯化物生产工艺。
背景技术：
甲烷氯化物是一氯甲烷、二氯甲烷、三氯曱烷和四氯化碳的总称，是重要 的化工原料和有机溶剂，也是氯碱企业平衡氯气的主要产品。近年来，随着国 民经济的快速发展和曱烷氯化物应用领域的进一步拓展，国内曱烷氯化物的生 产和消费得到高速发展。
目前，国内外厂家主要采用甲醇法生产甲烷氯化物。甲醇法分为两步第
一步是甲醇和氯化氢发生氢氯化反应生成一氯曱烷；第二步是一氯曱烷和氯气
发生氯化反应，同时生成二氯甲烷、三氯曱烷和四氯化碳，并放出大量的热。
对应地，甲醇法生产工艺包括氢氯化工序和氯化工序氢氯化工序是将甲醇气 体和氯化氢气体通入氢氯化反应器反应，反应混合物经冷却、吸收、干燥后得 到一氯甲烷气体，再经压缩机压缩后，备用；氯化工序是将氢氯化工序制得的 一氯甲烷气体、从氯化反应混合物中分离出的低氯化物气体以及氯气通入氯化 反应器反应，反应混合物经淬冷塔冷却洗涤后，经循环水冷凝器和冷^(某冷凝器 冷凝得到粗氯化液，未被冷凝的气体再经深冷装置冷凝得到低氯化物液体和尾 气氯化氢，低氯化物液体返回冷媒冷凝器经换热气化后作为氯化工序的原料循 环套用，尾气氯化氬作为氬氯化工序的原料循环套用；粗氯化液进入分离塔分 离，塔顶蒸出的低氯化物气体也作为氯化工序的原料循环套用，塔釜得到的混 合液经精馏分离得到二氯甲烷、三氯甲烷和四氯化碳。
上述生产工艺存在如下问题氲氯化工序制得的一氯曱烷气体是经压缩机 压缩后进入氯化工序，压缩机能耗高，并且属于机件密封运转设备，生产运行中难以保证无泄漏，不仅会造成产品的损失，而且会对生产环境和操作人员的 安全造成一定的影响。
发明内容
有鉴于此，为克服现有甲烷氯化物生产工艺中存在的问题，本发明的目的 在于提供一种改进的曱烷氯化物生产工艺。
为达到此目的，本发明的甲烷氯化物生产工艺，包括氬氯化工序和氯化工 序，氢氯化工序是将曱醇气体和氯化氢气体混合后通入氢氯化反应器反应，反 应混合物经冷却、吸收、干燥后得到一氯曱烷气体，再利用氢氯化反应系统的
自身压力将其用冷々某冷凝为液体；氯化工序是将氢氯化工序制得的一氯曱烷液 体经泵加压、气化后，与从氯化反应混合物中分离出的低氯化物气体以及氯气 混合，通入氯化反应器反应，反应混合物经后续处理，分离得到氯化氢、低氯 化物、二氯甲烷、三氯曱烷和四氯化碳，氯化氢作为氢氯化工序的原料循环套 用，低氯化物作为氯化工序的原料循环套用。
进一步，所述氯化工序的反应混合物从氯化反应器排出后，通过换热器与 一氯甲烷和低氯化物的原料混合气进行换热以预热原料混合气，同时自身被降 温后进行后续处理；
进一步，所述后续处理包括淬冷、分离、冷凝、精馏步骤，反应混合物先 经淬冷塔冷却洗涤后进入分离塔分离，分离塔塔顶蒸出的气体经冷凝分离得到 低氯化物液体和氯化氢气体，分离塔塔釜得到的混合液经精馏分离得到二氯甲 烷、三氯甲烷和四氯化碳；
进一步，所述氯化工序中是将氢氯化工序制得的一氯甲烷液体和从氯化反 应混合物中分离出的低氯化物液体分别用泵加压后混合，再经气化、预热后与 氯气混合，通入氯化反应器反应；
进一步，所述氯化反应器包括一级反应装置和二级反应装置，所述一级反 应装置包括反应筒体和设置在反应筒体上的加热保温装置；所述二级反应装置 为筒状结构，其上设置二级反应装置进气口和二级反应装置出气口， 二级>^应
5装置进气口与 一级反应装置的出气口连通；
进一步，所述氯化反应器的一级反应装置还包括进气预热导管，所述进气 预热导管纵向设置在反应筒体内，进气预热导管进口与反应筒体的进气口对应
设置；
进一步，所述氯化反应器中一级反应装置与二级反应装置连接的管道和二 级反应装置的外圆设置保温层；
进一步，所述氯化反应器的一级反应装置上设置安全释放装置。 在本发明中，低氯化物是指一氯甲烷和二氯曱烷的混合物。 本发明的有益效果在于本发明工艺采用将氢氯化工序制得的一氯曱烷气 体冷凝为液体，再经泵加压、气化后送入氯化工序的方法，替代现有工艺中将 氢氯化工序制得的一氯甲烷气体经压缩机压缩后送入氯化工序的方法，以价格 便宜、能耗低的泵替代价格昂贵、能耗高的压缩机，不但可以节省投资，节约 能耗，而且降低成本，使操作更方便、更安全。
为了使本发明的目的、技术方案和优点更加清楚，下面将结合附图对本发 明作进一步的详细描述，其中
图1为实施例一的工艺流程示意图； 图2为实施例二的工艺流程示意图； 图3为实施例三的工艺流程示意图； 图4为实施例三的氯化反应器的结构示意图。
具体实施例方式
以下将参照附图，对本发明的优选实施例进行详细的描述。 实施例一
如图1所示，本实施例的改进的曱烷氯化物生产工艺，包括氢氯化工序和
6氯化工序
氢氯化工序将曱醇气体和氯化氢气体混合后通入氢氯化反应器1反应， 反应混合物经冷却装置2冷却、吸收装置3除去未反应完的氯化氢、硫酸干燥 装置4除去生成的水后得到一氯曱烷气体，再在0. 4 ~ 0. 8Mpa的氢氯化反应系 统自身压力下经冷媒温度为-20 ~ l(TC的冷凝器5冷凝得到一氯甲烷液体，进入 一氯甲烷储槽6，备用；
氯化工序将氢氯化工序制得的一氯甲烷液体经泵7加压至0. 6 ~ 1, 2 Mpa, 再经气化装置8气化后，与从氯化反应混合物中分离出的低氯化物气体以及氯 气混合，通入氯化反应器9反应，反应混合物经淬冷塔10冷却洗涤后，经以循 环水为冷媒的一级冷凝器11和冷纟某温度为-20 ~ l(TC的二级冷凝器12冷凝，冷 凝液即粗氯化液进入粗氯化液贮槽16,未被冷凝的气体再经深冷装置13冷凝， 冷凝液即低氯化物液体进入低氯化液P!i槽15，再返回二级冷凝器12经换热气化 后作为氯化工序的原料循环套用，尾气氯化氢经氯化氢换热器14预热后作为氢 氯化工序的原料循环套用；粗氯化液进入分离塔17,分离塔塔顶蒸出的低氯化 物气体作为氯化工序的原料循环套用，分离塔塔釜得到的混合液经精馏装置18 分离得到二氯曱烷、三氯曱烷和四氯化碳。
本实施例采用将氢氯化工序制得的一氯甲烷气体冷凝为液体，再经泵加压、 气化后送入氯化工序的方法，替代现有工艺中将氢氯化工序制得的一氯曱烷气 体经压缩机压缩后送入氯化工序的方法，以价格便宜、能耗低的泵替代价格昂 贵、能耗高的压缩机，不但可以节省投资，节约能耗，而且降低成本，使操作 更方便、更安全。
实施例二
如图2所示，本实施例的改进的曱烷氯化物生产工艺，包括氢氯化工序和 氯化工序
氢氯化工序与实施例一所述相同；氯化工序将氢氯化工序制得的一氯甲烷液体和从氯化反应混合物中分离 出的低氯化物液体分别经泵7和泵21加压至0. 7 ~ 1. 2 Mpa后混合，原料混合 液经以分离塔塔顶蒸出的气体为热媒的一级冷凝器19、以淬冷塔的洗涤液为热 媒的一级换热器8a、以水蒸汽为热媒的二级换热器8b、以反应混合物为热媒的 三级换热器8c换热、气化、预热后与氯气混合，通入氯化反应器9反应，反应 混合物经三级换热器8c换热降温，淬冷塔10冷却洗涤后进入分离塔17分离， 分离塔塔顶蒸出的气体经一级冷凝器19,以循环水为冷:i某的二级冷凝器2 0冷凝， 冷凝液回流入分离塔17,未^皮冷凝的气体再经以循环水为冷々某的一级冷凝器11、 冷媒温度为-20 1(TC的二级冷凝器12冷凝，冷凝液即低氯化物液体进入低氯 化液储槽15作为氯化工序的原料循环套用，尾气氯化氬经氯化氬换热器14预 热后作为氢氯化工序的原料循环套用；分离塔塔蒼得到的混合液经精馏装置18 分离得到二氯曱烷、三氯曱烷和四氯化碳。
本实施例在氯化工序中增加了将高温的反应混合物与一氯曱烷和低氯化物 的原料混合气进行换热的步骤，在使反应混合物降温的同时预热原料混合气， 充分、有效地回收利用反应混合物带有的大量高品位热能，从而节约能源，大 大降低生产成本；同时，本实施例将反应混合物的后续处理步骤由现有的淬冷、 冷凝、分离、精馏改为淬冷、分离、冷凝、精馏，淬冷洗涤后的反应混合物直 接进入分离塔分离，进一步回收利用氯化反应热，从而降低分离塔的蒸汽消耗， 降低成本；此外，分离塔塔顶蒸出的气体经循环水和温度为-20-10。C的冷媒冷 凝即得低氯化物液体和氯化氢气体，不需要深冷装置，可以进一步节省投资， 节约能耗，降低成本。
实施例三
如图3所示，本实施例的改进的曱烷氯化物生产工艺与实施例二的不同之 处在于采用改进的氯化反应器并在三级换热器8c与氯化反应器9之间增加了 加热器22。如图4所示，改进的氯化反应器包括一级反应装置91和二级反应装置97， 一级反应装置91包括反应筒体92、进气预热导管93、进气管94、设置在反应 筒体92上的出气口 95和加热保温装置96，进气预热导管93纵向设置在反应筒 体92内，进气预热导管93进口与反应筒体92的进气口对应设置；二级反应装 置97为筒状结构，其上设置二级反应装置进气口 98和二级反应装置出气口 912; 一级反应装置91的出气口 95通过管道99与二级反应装置进气口 98连接，二 级反应装置出气口 912与三级换热器8c连接；此外，在管道99和二级反应装 置97的外圓还设置保温层910，减少散热；在反应筒体92上还设置安全释放装 置911，当筒体内的气体压力超过设定值时，可通过此装置降低压力，避免压力 过高引起爆炸；加热保温装置96用于在通入原料混合气前使进气预热导管93 预热至一定温度。
氯化工序中， 一氯曱烷、低氯化物与氯气的原料混合气经加热器22预热至 温度250 - 35(TC后，通入氯化反应器9,先在一级反应装置91中预热至温度 300 40(TC启动反应，再进入二级反应装置97中充分反应，使氯气反应完全。
与现有技术中由单个一级反应装置组成的氯化反应器相比，本实施例的改 进的氯化反应器由分体连接的一级反应装置和二级反应装置组成， 一级反应装 置作为启动反应装置，二级反应装置作为主反应装置，二级反应装置不受加热 保温装置升温的影响，使用时最高温度不超过45(TC，材质要求相对较低，故在 具有同等反应能力的情况下，改进的氯化反应器投资费用减少，制造难度降低， 运输和安装更方便，反应更充分、更安全，提高氯气利用率。
最后说明的是，以上实施例仅用以说明本发明的技术方案而非限制，尽管 通过参照本发明的优选实施例已经对本发明进行了描述，但本领域的普通技术 人员应当理解，可以在形式上和细节上对其作出各种各样的改变，而不偏离所 附权利要求书所限定的本发明的精神和范围。
权利要求
1、改进的甲烷氯化物生产工艺，包括氢氯化工序和氯化工序，其特征在于氢氯化工序是将甲醇气体和氯化氢气体混合后通入氢氯化反应器反应，反应混合物经冷却、吸收、干燥后得到一氯甲烷气体，再利用氢氯化反应系统的自身压力将其用冷媒冷凝为液体；氯化工序是将氢氯化工序制得的一氯甲烷液体经泵加压、气化后，与从氯化反应混合物中分离出的低氯化物气体以及氯气混合，通入氯化反应器反应，反应混合物经后续处理，分离得到氯化氢、低氯化物、二氯甲烷、三氯甲烷和四氯化碳，氯化氢作为氢氯化工序的原料循环套用，低氯化物作为氯化工序的原料循环套用。
2、 根据权利要求1所述的改进的甲烷氯化物生产工艺，其特征在于所述 氯化工序的反应混合物从氯化反应器排出后，通过换热器与一氯甲烷和低氯化 物的原料混合气进行换热以预热原料混合气，同时自身被降温后进行后续处理。
3、 根据权利要求2所述的改进的甲烷氯化物生产工艺，其特征在于所述 后续处理包括淬冷、分离、冷凝、精馏步骤，反应混合物先经淬冷塔冷却洗涤 后进入分离塔分离，分离塔塔顶蒸出的气体经冷凝分离得到低氯化物液体和氯 化氢气体，分离塔塔釜得到的混合液经精馏分离得到二氯曱烷、三氯甲烷和四 氯化碳。
4、 根据权利要求3所述的改进的曱烷氯化物生产工艺，其特征在于所述 氯化工序中是将氢氯化工序制得的一氯甲烷液体和从氯化反应混合物中分离出 的低氯化物液体分别用泵加压后混合，再经气化、预热后与氯气混合，通入氯 化反应器反应。
5、 根据权利要求4所述的改进的曱烷氯化物生产工艺，其特征在于所述 氯化反应器包括一级反应装置和二级反应装置，所述一级反应装置包括反应筒 体和设置在反应筒体上的加热保温装置；所述二级反应装置为筒状结构，其上 设置二级反应装置进气口和二级反应装置出气口 ， 二级反应装置进气口与一级反应装置的出气口连通。
6、 根据权利要求5所述的改进的曱烷氯化物生产工艺，其特征在于所述 氯化反应器的一级反应装置还包括进气预热导管，所述进气预热导管纵向设置 在反应筒体内，进气预热导管进口与反应筒体的进气口对应设置。
7、 根据权利要求6所述的改进的甲烷氯化物生产工艺，其特征在于所述 氯化反应器中 一级反应装置与二级反应装置连接的管道和二级反应装置的外圓 设置保温层。
8、 根据权利要求7所述的改进的甲烷氯化物生产工艺，其特征在于所述 氯化反应器的 一级反应装置上设置安全释放装置。
全文摘要
本发明公开了一种改进的甲烷氯化物生产工艺，包括氢氯化工序和氯化工序，氢氯化工序是将甲醇气体和氯化氢气体混合后通入氢氯化反应器反应，反应混合物经冷却、吸收、干燥后得到一氯甲烷气体，再利用氢氯化反应系统的自身压力将其用冷媒冷凝为液体；氯化工序是将氢氯化工序制得的一氯甲烷液体经泵加压、气化后，与从氯化反应混合物中分离出的低氯化物气体以及氯气混合，通入氯化反应器反应，反应混合物经后续处理，分离得到氯化氢、低氯化物、二氯甲烷、三氯甲烷和四氯化碳，氯化氢作为氢氯化工序的原料循环套用，低氯化物作为氯化工序的原料循环套用；本发明工艺可以节省投资，节约能耗，降低成本，使操作更方便、更安全。
文档编号C07C17/00GK101503336SQ20091010333
公开日2009年8月12日 申请日期2009年3月6日 优先权日2009年3月6日
发明者刘世刚 申请人:刘世刚