有机硅单体自回热精馏装置的制作方法

本实用新型属于精馏节能技术领域，具体涉及一种有机硅单体自回热精馏装置。

背景技术：

有机硅单体是制备硅油、硅橡胶、硅树脂以及硅烷偶联剂的原料，主要指有机氯硅烷等，如甲基氯硅烷、苯基氯硅烷和乙烯基氯硅烷。由几种基本单体可生产出成千种有机硅产品。

在工业上分离有机硅粗单体的方法主要采用精馏法。在精馏的过程中需要消耗大量的蒸汽作为精馏塔的热源。如今，在国家节能减排的政策导向下，各地纷纷取消了燃煤锅炉，使蒸汽价格上涨，导致有机硅单体的生产成本大幅度提高。

自回热精馏的主要过程是将塔顶蒸汽经压缩机绝热压缩后升温,重新作为再沸器的热源，使其中部分液体汽化,而压缩蒸汽本身冷凝成液。冷凝液一部分作为塔顶馏出液抽出，另一部分返回塔项作为回流液。自回热精馏过程将塔顶的热物料作为塔釜加热的热源，大大减少了蒸汽的使用，同时减少了冷凝塔顶物料所需要的循环冷却水，大大降低了有机硅单体的生产的操作费用。

如图1所示，典型的有机硅单体自回热精馏过程主要包括脱高塔、脱低塔、脱轻塔、氢化物塔、共沸物塔、三甲塔、一甲塔、二甲塔和回收塔。具体过程为：

原料经预热后进入脱高塔中上部，塔顶得到脱除高沸物的物料，塔釜得到含15～20％二甲基二氯硅烷(M2)的高沸物。该高沸物进入回收塔中上部，塔顶得回收的M2回到原料贮罐，塔底得到M2含量低于1％的高沸物。从脱高塔顶部出来的物料进入脱低塔的中下部，脱低塔塔釜采出的一甲基三氯硅烷(M1)和 M2混合物进入一甲塔，脱低塔塔顶采出的三甲基一氯硅烷(M3)及其以前组分进入轻分塔。一甲塔塔顶采出M1产品，塔底采出的M1和M2的混合物进入二甲塔中上部，二甲塔塔底得到M2产品，塔顶得到的M1和M2的混合物返回一甲塔。脱低塔塔顶采出的M3及其以前组分进入脱轻塔中上部，塔顶脱除二甲基氢氯硅烷(M2H)及其以前的轻组分，塔釜得到甲基氢二氯硅烷(MH)、SiCl4、M3及少量M1。脱轻后的组分进入氢化物塔，塔顶得到MH产品，塔釜物料送至共沸物塔，塔顶得到M3和SiCl4的共沸物，塔底得到粗M3。粗M3进入三甲塔，塔顶得到 M3产品，塔釜得到的M1和M3混合物返回粗单体贮罐。

由于M1和M2的沸点相差较小(分别为66.5℃和70.5℃)，采用传统精馏的方法进行分离时，需要较大的回流比(大于90)才能完成分离提纯，蒸汽消耗大，操作费用高。

技术实现要素：

本发明的目的在于克服现有技术的不足，提供一种可以降低能耗的有机硅单体自回热精馏装置。

本实用新型是通过以下技术方案实现的：

一种有机硅单体自回热精馏装置，包括脱高塔、脱低塔、脱轻塔、氢化物塔、共沸物塔、三甲塔、一甲塔、二甲塔和回收塔，其特征在于，所述一甲塔的塔顶蒸汽出口与一压缩机的入口相连通，所述压缩机的出口与一蒸发器的第一进口连通，所述蒸发器的第一出口连通有一回流罐，所述回流罐的出口与所述一甲塔的塔顶连通；

所述二甲塔的塔釜出料口与所述蒸发器的第二入口相连通，所述蒸发器的第二出口与所述二甲塔的塔釜进料口相连通。

所述二甲塔的塔釜液由一循环泵送入所述蒸发器，接受所述一甲塔塔顶蒸汽冷凝释放的热量而部分蒸发再进入二甲塔内进行精馏。

在上述技术方案中，所述二甲塔的塔釜与所述蒸发器之间设置有一第一换热器，用于补充蒸汽来加热二甲塔塔釜液。

在上述技术方案中，所述第一换热器补充蒸汽的流量为1～5t/h。

在上述技术方案中，在所述蒸发器与所述一甲塔塔顶之间设置有一第二换热器，用于进一步冷却冷凝后的物料。

在上述技术方案中，所述压缩机为螺杆式压缩机、罗茨式压缩机或离心式压缩机。

在上述技术方案中，所述压缩机的压比为1.1～3。

在上述技术方案中，所述蒸发器为横管降膜蒸发器。

本实用新型的优点和有益效果为：

使用电能驱动压缩机将塔顶蒸汽压缩升温作为塔釜的热源，节约了大量蒸汽和循环水的使用，节省了大量的操作费用。以某地6万吨/年的有机硅单体精馏生产过程为例，与使用现有技术相比每年可节省操作费用约1496.4万元，符合国家节能环保政策的要求。

附图说明

图1为现有技术中有机硅单体精馏生产的工艺流程简图；

图2为本实用新型的有机硅单体精馏的生产的工艺流程简图(部分)。

其中，101为一甲塔，102为二甲塔，2为压缩机，3为蒸发器，4为第一换热器，5为第二换热器，6为回流罐。

具体实施方式

为了使本技术领域的人员更好地理解本实用新型方案，下面结合附图和具体实施例进一步说明本实用新型的技术方案。

实施例1

如图2所示(图中仅表示一甲塔和二甲塔部分流程)，流量为95t/h，温度为84.7℃，压力为177kPa的一甲塔101塔顶蒸汽经罗茨压缩机2压缩成温度为 103℃，压力为280kPa的蒸汽(压缩机的压比为2.7)后进入降膜蒸发器3，与二甲塔102塔釜液进行换热，释放热量后转变为冷凝液。冷凝液进入第二换热器 5中被冷却水进一步冷却至40℃，其中部分采出作为产品，另一部分回流至一甲塔101塔顶。

二甲塔102的塔釜液由循环泵(未示出)送进入蒸发器3，接受一甲塔101 塔顶蒸汽冷凝释放的热量而部分蒸发再回到二甲塔102内进行精馏。经计算，二甲塔塔釜所需的热量大于一甲塔顶蒸汽在蒸发器中冷凝释放的热量，所以在蒸发器前设置第一换热器4，以补充3t/h的蒸汽来加热塔釜液。

与同等热负荷的现有技术的操作费用对比：(根据当地具体情况，按照蒸汽价格175元/吨，电价0.7元/度，冷却水价格0.23元/m³，全年按8000小时运行进行计算)

实施例2

流量为120t/h，温度为102℃，压力为270kPa的一甲塔塔顶蒸汽经双螺杆压缩机压缩成压力为700kPa，温度为145℃的蒸汽(压缩机的压比为2.6)进入降膜蒸发器，并与二甲塔塔釜液进行换热，释放热量后转变为冷凝液。冷凝液进入第二换热器中被冷却水进一步冷却至80℃，其中部分采出作为产品，另一部分回流至一甲塔塔顶。

流量为11.5t/h，温度为139℃的二甲塔塔釜液由循环泵送进入蒸发器，接受一甲塔塔顶蒸汽冷凝释放的热量而部分蒸发再回到二甲塔内进行精馏。经计算，二甲塔塔釜所需的热量大于一甲塔顶蒸汽在蒸发器中冷凝释放的热量，所以在蒸发器前设置第一换热器，以补充4t/h的蒸汽来加热塔釜液。

与同等热负荷的现有技术的操作费用对比：(根据当地具体情况，按照蒸汽价格170元/吨，电价0.6元/度，冷却水价格0.2元/m³，全年按8000小时运行进行计算)

实施例3

流量为133.2t/h，温度为91℃，压力为200kPa的一甲塔塔顶蒸汽经罗茨压压缩机压缩成压力为320kPa，温度为109℃的蒸汽(压缩机的压比为1.6)进入降膜蒸发器，并与二甲塔塔釜液进行换热，释放热量后转变为冷凝液。冷凝液进入第二换热器中被冷却水进一步冷却至90℃，其中部分采出作为产品，另一部分回流至一甲塔顶。

流量为10.8t/h，温度为98.5℃的二甲塔塔釜液由循环泵送进入蒸发器，接受一甲塔塔顶蒸汽冷凝释放的热量而部分蒸发再回到塔内进行精馏。经计算，塔釜所需的热量大于塔顶蒸汽在蒸发器中冷凝释放的热量，所以在蒸发器前设置第一换热器，以补充1t/h的蒸汽来加热塔釜液。

与同等热负荷的现有技术的操作费用对比：(根据当地具体情况，按照蒸汽价格180元/吨，电价0.7元/度，冷却水价格0.2元/m³，全年按8000小时运行进行计算)

尽管上文结合附图对本实用新型进行了描述，但是本实用新型并不局限于上述的具体实施方式，上述的具体实施方式仅是示意性的，而不是限制性的，本领域的普通技术人员在本发明的启示下，在不脱离本发明宗旨的情况下，还可以做出很多变形，这些均属于本发明的保护范围。