氯硅烷精馏提纯过程中热量梯级利用的系统及方法与流程

本发明涉及精馏
技术领域：
，尤其涉及改良西门子法生产太阳能级多晶硅过程中氯硅烷精馏提纯过程中热量梯级利用系统及方法。
背景技术：
：氯硅烷(英文名：Chlorosilane)，是硅烷SiH4中的氢原子被氯原子取代后得到的一系列物质，总称为氯硅烷；含氯量低时为气体，较高时为液体，无色或黄色，通式为HnSiCl4-n(n＝0,1,2,3)。氯硅烷能与含活泼氢的化合物进行激烈反应，如与水、醇、酚、硅醇、有机酸等，放出氯化氢。氯硅烷可由硅粉与氯化氢于290～400℃反应来制取；也可由硅粉、氢和氯化氢的混合物，在氯化亚铜存在下，于500℃左右反应来制取。氯硅烷主要用作硅外延片生产过程中的硅源及制备有机氯硅烷的原料。此外，三氯硅烷(HSiCl3)是制备太阳能级和电子级多晶硅的中间产物，其分馏后，可以获得99.9999999％(9个9)纯度的三氯氢硅，然后在一定的反应条件下和氢气反应生成多晶硅；或者由高纯三氯氢硅经过两级歧化反应生产高纯硅烷SiH4气体，再将SiH4气体通入流化反应器中发生裂解生成颗粒状的多晶硅(即硅烷流化床法)。由于多晶硅的生产对原料氯硅烷的纯度要求特别高，这就使得在氯硅烷的提纯过程这一步需要求采用高塔板数、大回流比的精馏工艺，需要消耗大量的热量，造成多晶硅的生产成本居高不下。技术实现要素：本发明解决的技术问题在于提供氯硅烷精馏提纯过程中热量梯级利用的系统及方法，本申请提供的系统能够降低氯硅烷精馏过程中热量和冷量的消耗。有鉴于此，本申请提供了一种氯硅烷精馏提纯过程中热量梯级利用的系统，包括：高温精馏塔；所述高温精馏塔塔顶的出口与第一再沸器的壳程入口相连，所述第一再沸器的管程入口与低温精馏塔塔釜出口相连，所述第一再沸器的管程出口与低温精馏塔塔釜入口相连，所述第一再沸器的壳程出口与高温精馏塔后冷器入口相连，所述高温精馏塔后冷器的出口与高温精馏塔回流泵入口相连，所述高温精馏塔回流泵出口与所述高温精馏塔入口相连；所述高温精馏塔为四氯化硅脱重塔，所述低温精馏塔为三氯氢硅和二氯二氢硅分离塔、三氯氢硅脱重塔或三氯氢硅脱轻塔；所述低温精馏塔与所述高温精馏塔塔釜均设置有液体出口。优选的，所述的高温精馏塔顶与低温精馏塔釜温差不小于8℃，所述高温精馏塔塔顶热量大于低温精馏塔塔釜所需热量的3～8％。优选的，所述系统中还包括次高温精馏塔，所述第一再沸器的管程出口与所述次高温精馏塔的入口相连，所述次高温精馏塔塔顶的出口与第二再沸器的壳程入口相连，所述第二再沸器的管程出口与低温精馏塔的入口相连，所述第二再沸器的壳程出口与所述次高温精馏塔后冷器的入口相连，所述次高温精馏塔后冷器的出口与次高温精馏塔回流泵的入口相连，所述次高温精馏塔回流泵的出口与所述次高温精馏塔的入口相连，所述低温精馏塔塔釜的出口与所述次高温精馏塔的入口相连；所述次高温精馏为三氯氢硅脱重塔或者三氯氢硅脱轻塔，所述低温精馏塔塔釜设置有液体出口。优选的，所述的次高温精馏塔塔顶与低温精馏塔釜温差不小于8℃，所述次高温精馏塔塔顶热量大于低温精馏塔塔釜所需热量的3～8％。优选的，所述系统中还包括次低温精馏塔，所述第二再沸器的管程出口与所述次低温精馏塔的入口相连，所述次低温精馏塔塔顶的出口与所述第三再沸器的壳程入口相连，所述第三再沸器的管程出口与低温精馏塔的入口相连，所述第三再沸器的壳程出口与所述次低温精馏塔后冷器的入口相连，所述次低温精馏塔后冷器的出口与次低温精馏塔回流泵的入口相连，所述次低温精馏塔回流泵的出口与所述次低温精馏塔的入口相连，所述低温精馏塔塔釜的出口与所述次低温精馏塔的入口相连；所述次低温精馏塔塔釜的出口与所述次高温精馏塔的入口相连，所述次低温精馏为三氯氢硅脱轻塔。优选的，所述的次低温精馏塔顶与低温精馏塔塔釜温差不小于8℃，所述次低温精馏塔塔顶热量大于低温精馏塔塔釜所需热量的3～8％。优选的，所述次低温精馏塔塔釜的出口与第二再沸器管程入口相连，所述第二再沸器管程出口与所述次低温精馏塔的入口相连，所述低温精馏塔塔釜的出口与第三再沸器管程入口相连，所述第三再沸器管程出口与所述低温精馏塔的入口相连。优选的，所述低温精馏塔塔顶的出口与低温精馏塔冷凝器的入口相连，所述低温精馏塔冷凝器的出口与低温精馏塔回流泵的入口相连，所述低温精馏塔回流泵的出口与所述低温精馏塔塔顶的入口相连；所述低温精馏塔塔釜的出口还与所述第一再沸器管程入口相连。优选的，所述高温精馏塔塔釜的出口还与第四再沸器的管程入口相连，所述第四再沸器管程出口与所述高温精馏塔的入口相连。优选的，所述的高温精馏塔、次高温精馏、次低温精馏塔和低温精馏塔均是填料塔或者板式塔。优选的，所述次高温精馏塔塔釜的出口还与第一再沸器底部的管程入口相连，所述第一再沸器顶部的管程出口与所述次高温精馏塔的入口相连；所述低温精馏塔塔釜的出口还与第二再沸器底部的管程入口相连，所述第二再沸器顶部的管程出口与所述低温精馏塔的入口相连。优选的，所述次低温精馏塔塔釜的出口与第二再沸器底部的管程入口相连，所述第二再沸器顶部的管程出口与所述次低温精馏塔的入口相连，所述低温精馏塔塔釜的出口与第三再沸器底部的管程入口相连，所述第三再沸器顶部的管程出口与所述低温精馏塔的入口相连。本申请还提供了利用上述方案所述的系统进行氯硅烷精馏提纯的方法，包括以下步骤：将四氯化硅原料进行脱重处理，分离后的四氯化硅气体作为三氯氢硅和二氯二氢硅的混合物分离的热源，四氯化硅气体再进行换热后，得到气液混合物；将所述气液混合物进行冷凝，将冷凝后的液体加压后，得到回流液与采出液；将原料三氯氢硅和二氯二氢硅的混合物在上述热源的作用下进行精馏分离，得到分离后的三氯氢硅与二氯二氢硅。本申请还提供了利用上述方案所述的系统进行氯硅烷精馏提纯的方法，包括以下步骤：将四氯化硅原料进行脱重处理，分离后的四氯化硅气体作为三氯氢硅脱重的热源，四氯化硅气体再进行换热后，得到第一气液混合物；将所述第一气液混合物进行冷凝，将冷凝后的液体加压后，得到第一回流液与第一采出液；将原料三氯氢硅和二氯二氢硅的混合物进行精馏分离，得到分离后的三氯氢硅液体与二氯二氢硅；将所述三氯氢硅液体在上述热源的作用下精馏分离，得到的三氯氢硅气体作为三氯氢硅和二氯二氢硅的混合物再次分离的热源，三氯氢硅气体再进行换热后，得到第二气液混合物；将所述第二气液混合物进行冷凝，将冷凝后的液体加压后，得到第二回流液与第二采出液。本申请还提供了利用上述方案所述的系统进行氯硅烷精馏提纯的方法，包括以下步骤：将四氯化硅原料进行脱重处理，分离后的四氯化硅气体作为三氯化硅脱重的热源，四氯化硅气体再进行换热后，得到第一气液混合物；将所述第一气液混合物进行冷凝，将冷凝后的液体加压后，得到第一回流液与第一采出液；将原料三氯氢硅和二氯二氢硅的混合物进行精馏分离，得到分离后的三氯氢硅液体与二氯二氢硅；将所述三氯氢硅液体进行脱轻处理，得到三氯氢硅气体与第一三氯氢硅液体，所述三氯氢硅气体作为三氯氢硅和二氯二氢硅的混合物分离的热源，所述三氯氢硅气体再进行换热后，得到第二气液混合物；将所述第二气液混合物进行冷凝，将冷凝后的液体加压后，得到第二回流液与第二采出液；将所述第一三氯氢硅液体在热源的作用下进行脱重处理，得到第一三氯氢硅气体与第二三氯氢硅液体，所述第一三氯氢硅气体作为三氯氢硅脱轻处理的热源，所述第一三氯氢硅气体再进行换热后，得到第三气液混合物；所述热源为得到第一气液混合物的步骤中的热源；将所述第三气液混合物进行冷凝，将冷凝后的液体加压后，得到第三回流液与第三采出液。优选的，所述原料三氯氢硅和二氯二氢硅的混合物进行分离的步骤中，所述二氯二氢硅进行如下处理：将所述二氯二氢硅冷凝后加压，得到回流液与采出液。优选的，所述四氯化硅原料进行脱重处理，还得到了液体，所述液体进行了如下处理：将所述液体加热后变为气体再进入脱重处理中。本申请提供了氯硅烷精馏提纯过程中热量梯级利用的系统及方法，所述系统包括：高温精馏塔；所述高温精馏塔塔顶的出口与第一再沸器的壳程入口相连，所述第一再沸器的管程入口与低温精馏塔塔釜出口相连，所述第一再沸器的管程出口与低温精馏塔塔釜入口相连，所述第一再沸器的壳程出口与高温精馏塔后冷器的入口相连，所述高温精馏塔后冷器的出口与高温精馏塔回流泵的入口相连，所述高温精馏塔回流泵的出口与所述高温精馏塔的入口相连；所述高温精馏塔为四氯化硅脱重塔，所述低温精馏塔为三氯氢硅和二氯二氢硅分离塔、三氯氢硅脱重塔或三氯氢硅脱轻塔；所述低温精馏塔与所述高温精馏塔塔釜均设置有液体出口。本申请所述系统是利用不同等级热量的梯级利用系统，以两塔之间的热量梯级利用为基，进一步增加了三塔之间的热量梯级利用与四塔之间的热量梯级利用，上述三种热量梯级利用均是利用高温精馏塔塔顶蒸汽作为低温精馏塔釜再沸器热源，最大限度的实现了热量的梯级重复使用，热量重复使用次数可达3次，大大降低了精馏过程的蒸汽消耗，蒸汽消耗可减少40～75％，同时也可大幅度减少塔顶循环水的消耗量。附图说明图1为本发明两塔之间精馏工艺的系统的结构示意图；图2为本发明三塔之间精馏工艺的系统的结构示意图；图3为本发明四塔之间精馏工艺的系统的结构示意图。具体实施方式为了进一步理解本发明，下面结合实施例对本发明优选实施方案进行描述，但是应当理解，这些描述只是为进一步说明本发明的特征和优点，而不是对本发明权利要求的限制。本发明实施例公开了一种氯硅烷精馏提纯过程中热量梯级利用的系统，包括：高温精馏塔；所述高温精馏塔塔顶的出口与第一再沸器的壳程入口相连，所述第一再沸器的管程入口与低温精馏塔塔釜出口相连，所述第一再沸器的管程出口与低温精馏塔塔釜入口相连，所述第一再沸器的壳程出口与高温精馏塔后冷器入口相连，所述高温精馏塔后冷器的出口与高温精馏塔回流泵入口相连，所述高温精馏塔回流泵出口与所述高温精馏塔入口相连；所述高温精馏塔为四氯化硅脱重塔，所述低温精馏塔为三氯氢硅和二氯二氢硅分离塔、三氯氢硅脱重塔或三氯氢硅脱轻塔；所述低温精馏塔与所述高温精馏塔塔釜均设置有液体出口。如图1所示，图1为本发明氯硅烷精馏提纯系统的结构示意图，其中1为低温精馏塔，2为塔顶冷凝器，3为低温精馏塔回流泵，4为第一再沸器，5为高温精馏塔，6为高温精馏塔后冷器，7为高温精馏塔回流泵，8为第四再沸器。根据本发明的系统，低温精馏塔即一级塔可以是三氯氢硅/二氯氢硅分离塔、三氯氢硅脱轻塔或者三氯氢硅脱重塔，高温精馏塔即二级塔为四氯化硅脱重塔。本申请以低温精馏塔与高温精馏塔之间的热量梯级利用为基础，其中低温精馏塔为第一级塔，作用是分离三氯氢硅中大量的二氯二氢硅，高温精馏塔为第二级塔，作用是四氯化硅脱重塔。作为优选方案，为了有效节约能量，本申请所述低温精馏塔塔顶的出口与低温精馏塔冷凝器的入口相连，所述低温精馏塔冷凝器出口与低温精馏塔回流泵的入口相连，所述低温精馏塔回流泵出口与所述低温精馏塔塔顶入口相连。同样，所述低温精馏塔塔釜的出口还与所述第一再沸器管程入口相连，以使低温精馏塔塔釜液体一部分经第一再沸器被二级塔顶蒸汽加热汽化后返回低温精馏塔再次进行分离。同样，所述高温精馏塔塔釜的出口还与第四再沸器管程入口相连，所述第四再沸器管程出口与所述高温精馏塔的入口相连。本申请还提供了利用上述系统进行氯硅烷精馏提纯的方法，包括以下步骤：将四氯化硅原料进行脱重处理，分离后的四氯化硅气体作为三氯氢硅和二氯二氢硅的混合物分离的热源，四氯化硅气体再进行换热后，得到气液混合物；将所述气液混合物进行冷凝，将冷凝后的液体加压后，得到回流液与采出液；将原料三氯氢硅和二氯二氢硅的混合物在上述热源的作用下进行精馏分离，得到分离后的三氯氢硅与二氯二氢硅。如图1所示，利用上述两塔相连的系统进行氯硅烷精馏提纯的方法具体为：首先原料四氯化硅(9)进入二级塔(5)进行脱重处理，回流比为1～5，经分离后塔顶四氯化硅气体(10)作为一级塔(1)再沸器(4)的热源，经换热后变为气液混合物(11)，再进入二级塔后冷器(6)全部冷凝成液体，之后经过二级塔回流泵(7)加压后一部分作为塔顶回流液(13)，另一部分作为塔顶采出液(14)；塔釜液体(15)一部分经再沸器(8)被蒸汽或导热油加热后变为蒸汽(16)返回二级塔(5)，另一部分(17)作为塔釜重组分采出；原料三氯氢硅和二氯二氢硅(含量1～10wt％)的混物(18)则进入一级塔(1)进行分离，回流比10～100，分离后塔顶二氯二氢硅(22)经塔顶冷凝器(2)冷凝后由一级塔回流泵(3)加压，一部分作为塔顶回流液(24)，另一部分作为塔顶采出液(25)；塔釜三氯氢硅液体(19)一部分经再沸器(4)被二级塔顶蒸汽(10)加热汽化后返回一级塔(1)，另一部分作为塔釜采出去下一级塔。按照本发明，由于在生产过程中为了保证一级塔(1)操作稳定，二级塔(5)塔顶蒸汽热量需要大于低温精馏塔再沸器所需热量的3～8％，因此，二级塔后冷器(6)必须开启。本申请中，一级塔(1)的操作压力为0.3～0.9MPa，二级塔(5)的操作压力为0.2～0.8MPa；二级塔(5)塔顶与一级塔(1)塔釜温差需不小于8℃。作为优选方案，本申请所述氯硅烷精馏提纯的系统中还包括次高温精馏塔，所述次高温精馏为三氯氢硅脱重塔或者三氯氢硅脱轻塔。所述次高温精馏塔设置于所述低温精馏塔与所述高温精馏塔之间，含有次高温精馏塔形成的系统属于三塔之间的热量梯级利用，所述系统优选包括低温精馏塔即一级塔，作用是分离三氯氢硅中大量的二氯二氢硅，次高温精馏塔即三级塔，作用是三氯氢硅脱重塔，高温精馏塔即二级塔，作用是四氯化硅脱重塔。具体的，所述系统在还包括次高温精馏塔的情况下，除上述已说明的连接关系，还具有如下位置连接关系：所述第一再沸器管程出口与所述次高温精馏塔的入口相连，所述次高温精馏塔塔顶的出口与第二再沸器壳程入口相连，所述第二再沸器管程出口与低温精馏塔的入口相连，所述第二再沸器壳程出口与所述次高温精馏塔后冷器的入口相连，所述次高温精馏塔后冷器的出口与次高温精馏塔回流泵的入口相连，所述次高温精馏塔回流泵的出口与所述次高温精馏塔的入口相连，所述低温精馏塔塔釜的出口与所述次高温精馏塔的入口相连，所述次低温精馏塔塔釜设置有液体出口。如图2所示，图2为本发明三塔之间的精馏工艺的系统的结构示意图，其中1为低温精馏塔，2为塔顶冷凝器，3为低温精馏塔回流泵，4为第一再沸器，5为高温精馏塔，6为高温精馏塔后冷器，7为高温精馏塔回流泵，8为第四再沸器，9为次高温精馏塔再沸器，10为低温精馏塔塔釜采出泵，11为次高温精馏塔，12为次高温精馏塔后冷器，13为次高温精馏塔回流泵。同样，在此系统中，所述低温精馏塔塔顶的出口与低温精馏塔冷凝器的入口相连，所述低温精馏塔冷凝器出口与低温精馏塔回流泵的入口相连，所述低温精馏塔回流泵的出口与所述低温精馏塔塔顶入口相连；所述低温精馏塔塔釜的出口还与所述第一再沸器管程入口相连。所述次高温精馏塔塔釜的出口还与第一再沸器管程入口相连，所述第一再沸器管程出口与所述次高温精馏塔的入口相连；所述低温精馏塔塔釜的出口还与第二再沸器管程入口相连，所述第二再沸器管程出口与所述低温精馏塔的入口相连。本申请还提供了利用上述系统进行氯硅烷精馏提纯的方法，包括以下步骤：将四氯化硅原料进行脱重处理，分离后的四氯化硅气体作为三氯氢硅脱重的热源，四氯化硅气体再进行换热后，得到第一气液混合物；将所述第一气液混合物进行冷凝，将冷凝后的液体加压后，得到第一回流液与第一采出液；将原料三氯氢硅和二氯二氢硅的混合物进行分离，得到分离后的三氯氢硅液体与二氯二氢硅；将所述三氯氢硅液体在上述热源的作用下分离，得到的三氯氢硅气体作为三氯氢硅和二氯二氢硅的混合物再次分离的热源，三氯氢硅气体再进行换热后，得到第二气液混合物；将所述第二气液混合物进行冷凝，将冷凝后的液体加压后，得到第二回流液与第二采出液。如图2所示，利用上述三塔相连的系统进行氯硅烷精馏提纯的方法具体为：首先原料三氯氢硅和二氯二氢硅(含量1～10％wt)的混物(14)进入一级塔(1)进行分离，回流比10～100，分离后塔顶二氯二氢硅(15)经塔顶冷凝器(2)冷凝后由一级塔回流泵(3)加压，一部分作为塔顶回流液(16)，另一部分作为塔顶采出液(17)；塔釜三氯氢硅液体(18)一部分经再沸器(9)被三级塔顶蒸汽(22)加热汽化后返回一级塔(1)，另一部分经塔釜泵(10)采出作为三级塔(11)的进料(21)；三级塔(11)的作用为三氯氢硅脱重，回流比为4～12，来自一级塔(1)塔釜的三氯氢硅(21)经三级塔分离后，塔顶三氯氢硅气体(22)进入一级塔(1)再沸器(9)作为热源，经换热后变为气液混合物(23)，再进入三级塔后冷器(12)全部冷凝成液体，之后经过三级塔回流泵(13)加压后一部分作为塔顶回流液(25)，另一部分作为塔顶采出液(26)；塔釜三氯氢硅液体(27)一部分经再沸器(4)被二级塔顶蒸汽(32)加热汽化后返回三级塔(11)，另一部分作为塔釜重组分(30)采出；二级塔(5)为四氯化硅脱重塔，回流比为1～5，原料四氯化硅(31)进入二级塔(5)，经分离后塔顶四氯化硅气体(32)作为三级塔(11)再沸器(4)的热源，经换热后变为气液混合物(33)，再进入二级塔后冷器(6)全部冷凝成液体(34)，之后经过二级塔回流泵(7)加压后一部分作为塔顶回流液(35)，另一部分作为塔顶采出液(36)；塔釜液体(37)一部分经再沸器(8)被蒸汽或导热油加热后变为蒸汽(39)返回二级塔(5)，另一部分(40)作为塔釜重组分采出。根据本发明的要求，由于在生产过程中为了保证一级塔(1)和三级塔(11)操作稳定，二级塔(10)塔顶蒸汽热量需要大于低温精馏塔再沸器所需热量的3～8％，因此，二、三级塔后冷器(6)和(12)必须开启。根据本发明的规定，一级塔(1)的操作压力为0.3～0.9MPa，三级塔(11)的操作压力为0.4～1MPa，二级塔(6)操作压力为0.3～0.8MPa；二级塔(5)塔顶与三级塔(11)塔釜温差需不小于8℃，三级塔(11)塔顶与一级塔(1)塔釜温差不小于8℃。作为优选方案，本申请所述氯硅烷精馏提纯的系统中出包括次高温精馏塔外，还包括次低温精馏塔，所述次低温精馏为三氯氢硅脱轻塔，所述次低温精馏塔与次高温精馏塔依次设置于所述低温精馏塔与所述高温精馏塔之间，含有次低温精馏塔与次高温精馏塔形成的系统属于四塔之间的热量梯级利用，所述系统包括：低温精馏塔即一级塔，作用是分离三氯氢硅中大量的二氯二氢硅，次低温精馏塔即四级塔，作用是三氯氢硅脱轻塔，次高温精馏塔即三级塔，作用是三氯化硅脱重塔，高温精馏塔即二级塔，作用是四氯化硅脱重塔。具体的，所述系统在还包括次低温精馏塔与次高温精馏塔的情况下，除上述已说明的连接关系外，还具有如下位置连接关系：所述第二再沸器管程出口与所述次低温精馏塔的入口相连，所述次低温精馏塔塔顶的出口与所述第三再沸器壳程入口相连，所述第三再沸器管程出口与低温精馏塔的入口相连，所述第三再沸器壳程出口与所述次低温精馏塔后冷器的入口相连，所述次低温精馏塔后冷器的出口与次低温精馏塔回流泵的入口相连，所述次低温精馏塔回流泵的出口与所述次低温精馏塔的入口相连，所述低温精馏塔塔釜的出口与所述次低温精馏塔的入口相连，所述次低温精馏塔塔釜的出口与所述次高温精馏塔的入口相连。如图3所示，图3为本发明四塔之间的精馏工艺的系统的结构示意图，其中1为低温精馏塔，2为塔顶冷凝器，3为低温精馏塔回流泵，4为第一再沸器，5为高温精馏塔，6为高温精馏塔后冷器，7为高温精馏塔回流泵，8为第四再沸器，9为次高温精馏塔再沸器，10为低温精馏塔塔釜采出泵，11为次高温精馏塔，12为次高温精馏塔后冷器，13为次高温精馏塔回流泵，14为次低温精馏塔，15为次低温精馏塔后冷器，16为次低温精馏塔回流泵，17为次低温精馏塔再沸器，18为次低温精馏塔塔釜采出泵。同样，在此系统中，所述低温精馏塔塔顶的出口与低温精馏塔冷凝器的入口相连，所述低温精馏塔冷凝器出口与低温精馏塔回流泵的入口相连，所述低温精馏塔回流泵的出口与所述低温精馏塔塔顶入口相连；所述低温精馏塔塔釜的出口还与所述第一再沸器管程入口相连。所述高温精馏塔塔釜的出口还与第四再沸器刮成入口相连，所述第四再沸器管程出口与所述高温精馏塔的入口相连。所述次低温精馏塔塔釜的出口与第二再沸器管程入口相连，所述第二再沸器管程出口与所述次低温精馏塔的入口相连，所述低温精馏塔塔釜的出口与第三再沸器管程入口相连，所述第三再沸器管程出口与所述低温精馏塔的入口相连。本申请还提供了利用上述四塔相连的系统进行氯硅烷精馏提纯的方法，包括以下步骤：将四氯化硅原料进行脱重处理，分离后的四氯化硅气体作为三氯化硅脱重的热源，四氯化硅气体再进行换热后，得到第一气液混合物；将所述第一气液混合物进行冷凝，将冷凝后的液体加压后，得到第一回流液与第一采出液；将原料三氯氢硅和二氯二氢硅的混合物进行分离，得到分离后的三氯氢硅液体与二氯二氢硅；将所述三氯氢硅液体进行脱轻处理，得到三氯氢硅气体与第一三氯氢硅液体，所述三氯氢硅气体作为三氯氢硅和二氯二氢硅的混合物再次分离的热源，所述三氯氢硅气体再进行换热后，得到第二气液混合物；将所述第二气液混合物进行冷凝，将冷凝后的液体加压后，得到第二回流液与第二采出液；将所述第一三氯氢硅液体在热源的作用下进行脱重处理，得到第一三氯氢硅气体与第二三氯氢硅液体，所述第一三氯氢硅气体作为三氯氢硅脱轻处理的热源，所述第一三氯氢硅气体再进行换热后，得到第三气液混合物；所述热源为得到第一气液混合物的步骤中的热源；将所述第三气液混合物进行冷凝，将冷凝后的液体加压后，得到第三回流液与第三采出液。如图3所示，利用上述四塔相连的系统进行氯硅烷精馏提纯的方法具体为：首先原料三氯氢硅和二氯二氢硅(含量1～10％wt)的混物(19)则进入一级塔(1)进行分离，回流比10～100，分离后塔顶二氯二氢硅(20)经塔顶冷凝器(2)冷凝后由一级塔回流泵(3)加压，一部分作为塔顶回流液(22)，另一部分作为塔顶采出液(23)；塔釜三氯氢硅液体(24)一部分经再沸器(17)被四级塔顶蒸汽(29)加热汽化后返回一级塔(1)，另一部分经塔釜泵(5)采出作为四级塔(14)的进料(28)；四级塔(14)的作用为三氯氢硅脱轻，回流比为80～250，来自一级塔(1)塔釜的三氯氢硅(28)经四级塔分离后，塔顶三氯氢硅气体(29)进入一级塔(1)再沸器(17)作为热源，经换热后变为气液混合物(30)，再进入四级塔后冷器(15)全部冷凝成液体，之后经过四级塔回流泵(16)加压后一部分作为塔顶回流液(32)，另一部分作为塔顶轻组分(33)采出；塔釜三氯氢硅液体(34)一部分经再沸器(9)被三级塔顶蒸汽(38)加热汽化后返回四级塔(14)，另一部分经塔釜泵(18)采出作为三级塔(11)的进料(37)；三级塔(11)的作用为三氯氢硅脱重，回流比为4～12，来自四级塔(14)塔釜的三氯氢硅(37)经三级塔分离后，塔顶三氯氢硅气体(38)进入四级塔(14)再沸器(9)作为热源，经换热后变为气液混合物(39)，再进入三级塔后冷器(12)全部冷凝成液体(40)，之后经过三级塔回流泵(13)加压后一部分作为塔顶回流液(41)，另一部分作为塔顶采出液(42)；塔釜三氯氢硅液体(43)一部分经再沸器(4)被二级塔顶蒸汽(47)加热汽化后返回三级塔(11)，另一部分作为塔釜重组(46)分采出；二级塔(5)为四氯化硅脱重塔，回流比为1～5，原料四氯化硅(56)进入二级塔(5)，经分离后塔顶四氯化硅气体(47)作为三级塔(11)再沸器(4)的热源，经换热后变为气液混合物(48)，再进入二级塔后冷器(6)全部冷凝成液体(49)，之后经过二级塔回流泵(7)加压后一部分作为塔顶回流液(50)，另一部分作为塔顶采出液(51)；塔釜液体(52)一部分经再沸器(8)被蒸汽或导热油加热后变为蒸汽(54)返回二级塔(15)，另一部分(55)作为塔釜重组分采出。根据本发明的要求，由于在生产过程中为了保证操作的稳定性，从四级塔(14)开始，每一级塔顶蒸汽热量需要大于前一级低温精馏塔再沸器所需热量的3～8％，因此，四、三、二级塔后冷器(15)、(12)和(6)必须开启。根据本发明的规定，一级塔(1)的操作压力为0.3～0.9MPa，四级塔(14)的操作压力为0.4～0.8MPa，三级塔(11)操作压力为0.4～1MPa，二级塔(5)操作压力为0.3～0.8MPa；高温精馏塔(4、3、2)塔顶温度与低温精馏塔(3、2、1)塔釜温度之间应至少有8℃以上的温差。如上所述，本申请提供了一种热量梯级利用的系统，上述记载了两塔之间的热量梯级利用、三塔之间的热量梯级利用与四塔之间的热量梯级利用，同样为了生产的需要，也可以按照热量梯级利用的原理再增加精馏塔的数目，对此本申请没有特别的限制。同时，上述精馏塔，包括高温精馏塔、次高温精馏、次低温精馏塔和低温精馏塔均可以是填料塔或者板式塔。本发明充分利用了高温精馏塔顶的蒸汽来加热低温精馏塔釜的液体，最大限度的实现了热量的梯级重复使用，热量重复使用次数可达3次，大大降低了精馏过程的蒸汽消耗，蒸汽消耗可减少40％～75％；同时也大幅度减少了塔顶循环水的消耗量。由于本申请提供的系统可最大限度的实现热量的重复利用，精馏操作中，在塔板数一定的情况，可以通过加大回流比来获得纯度更高的精馏产品，从而可以生产接近电子级的多晶硅。为了进一步理解本发明，下面结合实施例对本发明提供的氯硅烷精馏提纯的系统与方法进行详细说明，本发明的保护范围不受以下实施例的限制。实施例1两塔之间的热量梯级利用工艺流程a，工艺操作方法如下：如图1所示，首先原料四氯化硅(9)进入二级塔(5)进行脱重处理，回流比为1～5，经分离后塔顶四氯化硅气体(10)作为一级塔(1)再沸器(4)的热源，经换热后变为气液混合物(11)，再进入二级塔后冷器(6)全部冷凝成液体，之后经过二级塔回流泵(7)加压后一部分作为塔顶回流液(13)，另一部分作为塔顶采出液(14)；塔釜液体(15)一部分经再沸器(8)被蒸汽或导热油加热后变为蒸汽(16)返回二级塔(5)，另一部分(17)作为塔釜重组分采出；原料三氯氢硅和二氯二氢硅(含量1～10wt％)的混物(18)则进入一级塔(1)进行分离，回流比10～100，分离后塔顶二氯二氢硅(22)经塔顶冷凝器(2)冷凝后由一级塔回流泵(3)加压，一部分作为塔顶回流液(24)，另一部分作为塔顶采出液(25)；塔釜三氯氢硅液体(19)一部分经再沸器(4)被二级塔顶蒸汽(10)加热汽化后返回一级塔(1)，另一部分作为塔釜采出去下一级塔。根据本发明的要求，由于在生产过程中为了保证一级塔(1)操作稳定，二级塔(5)塔顶蒸汽热量需要大于低温精馏塔再沸器所需热量的3～8％，因此，二级塔后冷器(6)必须开启。应用实例1：年产10000吨多晶硅生产过程中氯硅烷的精馏提纯，具体工艺参数如下：一级塔(1)进料量24m3/h，进料组成：三氯氢硅含量96.4％，二氯二氢硅含量3.5％，四氯化硅含量0.1％，B、P、Fe、Al、Ca等杂质微量；二级塔(5)进料量59m3/h，进料组成：三氯氢硅0.1％，四氯化硅99.9％，B、P、Fe、Al、Ca等杂质微量；一级塔(1)操作压力0.4MPa，塔顶温度52.3℃，回流比100，理论板数100；二级塔(5)操作压力0.3MPa，塔顶温度95.2℃，回流比1.4，理论板数60。通过模拟计算，两塔热量梯级利用的各塔热负荷如表1所示，括号中的数据为常规精馏方法的热负荷。表1本实施例各塔热负荷数据表再沸器负荷(Gcal/h)冷凝器负荷(Gcal/h)总计(Gcal/h)一级塔0(6.41)6.1176.117(12.527)二级塔6.6920.211(6.621)6.903(13.313)总计6.692(13.102)6.328(12.739)13.02(25.841)从上表可以看出，采用两塔热量梯级利用后总的再沸器热负荷为6.692Gcal/h，相比于常规方法(总的热负荷为13.106Gcal/h)节能49.3％；冷凝器热负荷节能50.32％；总体节能49.81％。实施例2三塔之间的热量梯级利用工艺流程b，工艺操作方法如下：如图2所示，首先原料三氯氢硅和二氯二氢硅(含量1～10％wt)的混物(14)进入一级塔(1)进行分离，回流比10～100，分离后塔顶二氯二氢硅(15)经塔顶冷凝器(2)冷凝后由一级塔回流泵(3)加压，一部分作为塔顶回流液(16)，另一部分作为塔顶采出液(17)；塔釜三氯氢硅液体(18)一部分经再沸器(9)被三级塔顶蒸汽(22)加热汽化后返回一级塔(1)，另一部分经塔釜泵(10)采出作为三级塔(11)的进料(21)；三级塔(11)的作用为三氯氢硅脱重，回流比为4～12，来自一级塔(1)塔釜的三氯氢硅(21)经三级塔分离后，塔顶三氯氢硅气体(22)进入一级塔(1)再沸器(9)作为热源，经换热后变为气液混合物(23)，再进入三级塔后冷器(12)全部冷凝成液体，之后经过三级塔回流泵(13)加压后一部分作为塔顶回流液(25)，另一部分作为塔顶采出液(26)；塔釜三氯氢硅液体(27)一部分经再沸器(4)被二级塔顶蒸汽(32)加热汽化后返回三级塔(11)，另一部分作为塔釜重组分(30)采出；二级塔(5)为四氯化硅脱重塔，回流比为1～5，原料四氯化硅(31)进入二级塔(5)，经分离后塔顶四氯化硅气体(32)作为三级塔(11)再沸器(4)的热源，经换热后变为气液混合物(33)，再进入二级塔后冷器(6)全部冷凝成液体(34)，之后经过二级塔回流泵(7)加压后一部分作为塔顶回流液(35)，另一部分作为塔顶采出液(36)；塔釜液体(37)一部分经再沸器(8)被蒸汽或导热油加热后变为蒸汽(39)返回二级塔(5)，另一部分(40)作为塔釜重组分采出。根据本发明的要求，由于在生产过程中为了保证一级塔(1)和三级塔(11)操作稳定，二级塔(5)塔顶蒸汽热量需要大于低温精馏塔再沸器所需热量的3～8％，因此，二、三级塔后冷器(6)和(12)必须开启。应用实例2：年产12000吨多晶硅生产过程中氯硅烷的精馏提纯，具体工艺参数如下：一级塔(1)进料量29m3/h，进料组成：三氯氢硅含量96.2％，二氯二氢硅含量3.7％，四氯化硅含量0.1％，B、P、Fe、Al、Ca等杂质微量；三级塔(11)进料量77m3/h，进料组成：三氯氢硅0.1％，四氯化硅99.9％，B、P、Fe、Al、Ca等杂质微量；一级塔(1)操作压力0.4MPa，塔顶温度52.3℃，回流比80，理论板数120；二级塔(5)操作压力0.56MPa，塔顶温度91.9℃，回流比4，理论板数160；三级塔(11)操作压力0.4MPa，塔顶温度107℃，回流比1.2，理论板数60。通过模拟计算，两塔热量梯级利用的各塔热负荷如表2所示，括号中的数据为常规精馏方法的热负荷。表2本实施例各塔的热负荷数据表从上表可以看出，采用三塔热量梯级利用后总的再沸器热负荷为7.619Gcal/h，相比于常规方法(热负荷为21.412Gcal/h)节能64.42％，冷凝器热负荷节能66.13％；总体节能65.26％。实施例3四塔之间的热量梯级利用工艺流程c，工艺操作方法如下：如图3所示，首先原料三氯氢硅和二氯二氢硅(含量1～10％wt)的混物(19)则进入一级塔(1)进行分离，回流比10～100，分离后塔顶二氯二氢硅(20)经塔顶冷凝器(2)冷凝后由一级塔回流泵(3)加压，一部分作为塔顶回流液(22)，另一部分作为塔顶采出液(23)；塔釜三氯氢硅液体(24)一部分经再沸器(17)被四级塔顶蒸汽(29)加热汽化后返回一级塔(1)，另一部分经塔釜泵(5)采出作为四级塔(14)的进料(28)；四级塔(14)的作用为三氯氢硅脱轻，回流比为80～250，来自一级塔(1)塔釜的三氯氢硅(28)经四级塔分离后，塔顶三氯氢硅气体(29)进入一级塔(1)再沸器(17)作为热源，经换热后变为气液混合物(30)，再进入四级塔后冷器(15)全部冷凝成液体，之后经过四级塔回流泵(16)加压后一部分作为塔顶回流液(32)，另一部分作为塔顶轻组分(33)采出；塔釜三氯氢硅液体(34)一部分经再沸器(9)被三级塔顶蒸汽(38)加热汽化后返回四级塔(14)，另一部分经塔釜泵(18)采出作为三级塔(11)的进料(37)；三级塔(11)的作用为三氯氢硅脱重，回流比为4～12，来自四级塔(14)塔釜的三氯氢硅(37)经三级塔分离后，塔顶三氯氢硅气体(38)进入四级塔(14)再沸器(9)作为热源，经换热后变为气液混合物(39)，再进入三级塔后冷器(12)全部冷凝成液体(40)，之后经过三级塔回流泵(13)加压后一部分作为塔顶回流液(41)，另一部分作为塔顶采出液(42)；塔釜三氯氢硅液体(43)一部分经再沸器(4)被二级塔顶蒸汽(47)加热汽化后返回三级塔(11)，另一部分作为塔釜重组(46)分采出；二级塔(5)为四氯化硅脱重塔，回流比为1～5，原料四氯化硅(56)进入二级塔(5)，经分离后塔顶四氯化硅气体(47)作为三级塔(11)再沸器(4)的热源，经换热后变为气液混合物(48)，再进入二级塔后冷器(6)全部冷凝成液体(49)，之后经过二级塔回流泵(7)加压后一部分作为塔顶回流液(50)，另一部分作为塔顶采出液(51)；塔釜液体(52)一部分经再沸器(8)被蒸汽或导热油加热后变为蒸汽(54)返回二级塔(15)，另一部分(55)作为塔釜重组分采出。根据本发明的要求，由于在生产过程中为了保证操作的稳定性，从四级塔(14)开始，每一级塔顶蒸汽热量需要大于前一级低温精馏塔再沸器所需热量的3～8％，因此，四、三、二级塔后冷器(15)、(12)和(6)必须开启。应用实例3：年产15000吨多晶硅生产过程中氯硅烷的精馏提纯，具体工艺参数如下：一级塔(1)进料量36.4m3/h，进料组成：三氯氢硅含量96.1％，二氯二氢硅含量3.8％，四氯化硅含量0.1％，B、P、Fe、Al、Ca等杂质微量；四级塔(15)进料量96m3/h，进料组成：三氯氢硅0.1％，四氯化硅99.9％，B、P、Fe、Al、Ca等杂质微量；一级塔(1)操作压力0.35MPa，塔顶温度48℃，回流比80，理论板数80；二级塔(5)操作压力0.5MPa，塔顶温度87.1℃，回流比230，理论板数100；三级塔(10)操作压力0.72MPa，塔顶温度103℃，回流比5，理论板数100；四级塔(15)操作压力0.52MPa，塔顶温度118.6℃，回流比1.5，理论板数60。通过模拟计算，两塔热量梯级利用的各塔热负荷如表3所示，括号中的数据为常规精馏方法的热负荷。表3本实施例各塔热负荷数据表从上表可以看出，采用四塔热量梯级利用后总的再沸器热负荷为10.56Gcal/h，相比于常规方法(总的热负荷为38.892Gcal/h)节能72.85％，冷凝器热负荷相比于常规方法降低74.64％；总体节能73.72％。以上实施例的说明只是用于帮助理解本发明的方法及其核心思想。应当指出，对于本
技术领域：
的普通技术人员来说，在不脱离本发明原理的前提下，还可以对本发明进行若干改进和修饰，这些改进和修饰也落入本发明权利要求的保护范围内。对所公开的实施例的上述说明，使本领域专业技术人员能够实现或使用本发明。对这些实施例的多种修改对本领域的专业技术人员来说将是显而易见的，本文中所定义的一般原理可以在不脱离本发明的精神或范围的情况下，在其它实施例中实现。因此，本发明将不会被限制于本文所示的这些实施例，而是要符合与本文所公开的原理和新颖特点相一致的最宽的范围。当前第1页1 2 3