氯化亚砜生产系统的制作方法

本实用新型属于酰氯生产装置技术领域，具体的涉及一种氯化亚砜生产系统。

背景技术：

氯化亚砜又称亚硫酰氯或氯氧化硫，分子式socl2，分子量118.97，常温常压下为无色或淡黄色液体，有刺激性臭味。相对密度1.676，熔点-104.5℃，沸点78.8℃。遇水易分解成二氧化硫和氯化氢。氯化亚砜是一种重要的有机化工中间体，主要用于医药、农药及染料等行业。

氯化亚砜的主要生产工艺有氯磺酸法、联产法、二氧化硫和三氧化硫气相法。采用二氧化硫气相法生产时，具有工艺原料廉价易得，产品质量及工艺收率高，生产成本低的优点，然而该法具有设备投资大、工艺繁琐、能耗高等缺点。

采用二氧化硫气相法工艺生产氯化亚砜过程中，催化反应阶段催化冷凝器和产品精馏阶段各精馏塔顶冷凝器为普通循环水冷凝器，冷凝器一旦泄露有比较大的安全风险，具体是氯化亚砜和水反应比较剧烈生成氯化氢和二氧化硫导致局部体积迅速膨胀可能引发爆炸，循环水在冷凝器内循环过程中不断结垢使冷凝器换热效果越来越差，最终导致系统尾气量不断增加，需对生产系统停车进行冷凝器污垢清理。

氯化亚砜生产过程尾气组分主要为反应过程中过量投入的二氧化硫及少量氯化亚砜组分，因二氧化硫常温下饱和蒸气压较高，常规工艺对二氧化硫的回收方法采用-15℃的冷媒通过换热器将尾气中二氧化硫冷凝下来，冷媒所需冷量需要有冷冻机来提供，冷冻机在运行过程中需要大量的电能消耗；此外无论是冷冻系统还是循环水系统，建设公用工程系统都需要配套设施、设备，增加额外的占地面积和投资。

技术实现要素：

本实用新型要解决的技术问题是：克服现有技术的不足，提供一种氯化亚砜生产系统。充分利用原料氯气、二氧化硫的气化潜热，让一部分原料氯气和二氧化硫作为整个生产系统的降温冷源，避免了循环水系统和冷冻系统公用工程的建设，降低了工艺复杂性及系统能源消耗，工艺避免循环水的接入，降低了整个系统的工艺风险。

本实用新型所述的氯化亚砜生产系统，包括二氧化硫储罐、脱重塔、合成釜、配硫釜、催化反应器和液氯储罐，液氯储罐通过管路与第二缓冲罐相连，第二缓冲罐通过管路与合成釜相连；脱重塔底部通过管路与合成釜相连，合成釜通过管路与催化反应器相连；二氧化硫储罐通过管路与第一缓冲罐相连，第一缓冲罐通过管路与催化反应器相连；催化反应器底部通过管路与催化冷凝器相连，催化冷凝器底部通过管路与喷射器相连，喷射器与粗品接收釜相连，粗品接收釜通过管路与催化反应器相连，粗品接收釜釜底出料管路分为两路，一路与喷射器入口相连，另一路与配硫釜相连。

其中：

液氯储罐出口管路分为两路，一路与气化器相连，气化器通过管路与第二缓冲罐相连；另外一路与尾气蒸发器下部相连，尾气蒸发器上部通过管路与催化冷凝器相连，催化冷凝器通过管路与第二缓冲罐相连。

二氧化硫储罐出口管路分为两路，一路与气化器相连，气化器通过管路与第一缓冲罐相连；另外一路管路出口并列分为三路，分别与脱重塔塔顶蒸发器、脱轻塔塔顶蒸发器和产品塔塔顶蒸发器下部相连，脱重塔塔顶蒸发器、脱轻塔塔顶蒸发器和产品塔塔顶蒸发器上部出口管路合并后与第一缓冲罐相连，管路上设置预热器；第一缓冲罐通过管路与催化反应器相连。

配硫釜上部进料口与硫磺进料装置相连，配硫釜通过管路与脱重塔相连，脱重塔上部通过管路与脱重塔塔顶蒸发器相连，脱重塔塔顶蒸发器通过管路与脱重塔回流罐相连，脱重塔回流罐出口分为两路，一路与脱重塔相连，另一路与脱轻塔相连，脱轻塔上部通过管路与脱轻塔塔顶蒸发器相连，脱轻塔塔顶蒸发器通过管路与脱轻塔回流罐相连，脱轻塔回流罐出口通过管路与脱轻塔相连，脱轻塔底部通过管路与产品塔相连，产品塔上部通过管路与产品塔塔顶蒸发器相连，产品塔塔顶蒸发器出口通过管路分为两路，一路与产品塔相连，另外一路为成品氯化亚砜出口管路，产品塔底部通过管路与脱重塔相连。

脱重塔回流罐、脱轻塔回流罐、产品塔回流罐和配硫釜顶部出口管路合并后与尾气蒸发器相连，尾气蒸发器出口管路分为两路，一路为不凝性尾气出口管路，另外一路与凝液接收罐相连，凝液接收罐通过管路与气化器相连，气化器通过管路与第一缓冲罐相连。

尾气蒸发器、脱重塔塔顶蒸发器、脱轻塔塔顶蒸发器和产品塔塔顶蒸发器优选满液式蒸发器，通过蒸发器液位控制底部进料量，通过蒸发器压力控制顶部出料量。

液氯储罐中cl2压力为0.65～0.85mpa。

液氯储罐与第二缓冲罐之间相连的气化器的温度为75～85℃。

尾气蒸发器中cl2减压至0.22～0.18mpa，温度为-15-～-20℃。

二氧化硫储罐中so2压力为0.5～0.7mpa。

第一缓冲罐与二氧化硫储罐之间相连的气化器的温度为75～85℃。

催化反应器内反应压力为0.1～0.15mpa，反应温度180～300℃，反应方程式为：

cl2+so2+scl2＝2socl2，其中so2和scl2过量。

合成釜内反应压力为0.1～0.15mpa，反应温度70～90℃，反应方程式为：

s2cl2+cl2＝2scl2，其中cl2过量。

配硫釜压力为常压，反应方程式为s+scl2＝s2cl2，反应放热过程溶解的二氧化硫随尾气排出。

脱重塔塔底脱除s2cl2，塔顶为socl2、s2cl2、so2，so2随尾气脱除。

脱轻塔塔顶再脱so2，塔底为socl2和s2cl2。

产品塔塔底socl2和scl2进入脱重塔，塔顶出成品氯化亚砜。

脱重塔塔顶蒸发器、脱轻塔塔顶蒸发器、产品塔塔顶蒸发器压力均为0.28～0.34mpaso2，温度为约15～20℃左右，将尾气中socl2和s2cl2下来。

脱重塔塔顶蒸发器、脱轻塔塔顶蒸发器和产品塔塔顶蒸发器与第一缓冲罐相连的管路上设置的预热器的温度为75～85℃。

投料比为：cl2：so2：s2cl2摩尔比＝2：1.5～2：1。

这样的投料比例为二氧化硫和一氯化硫过量投入，原因是让氯气尽可能全部转化完全，同时有过量的二氯化硫可以在后续配硫釜中与硫磺反应生成一氯化硫在返回合成釜重新参与系统循环，过量的二氧化硫可以通过尾气蒸发器再回收，凝液接收罐中的回收液实际上为过量的二氧化硫一直在系统循环，脱重塔底部的一氯化硫就是过量的二氯化硫一直在系统循环。

本实用新型所述的氯化亚砜生产系统的工作过程如下：

从液氯储罐出来的液氯分为两股，一股为常规工艺路线经过气化器气化后进入第二缓冲罐，另一股作为冷冻介质进入尾气蒸发器经过减压蒸发后与生产系统尾气换热，然后再进入催化冷凝器经过催化反应器出来的高温气相物料预热后进入第二缓冲罐与来自气化器的氯气一起进入合成釜进行反应。

尾气蒸发器冷凝下来的尾气凝液进入凝液接收罐后经过汽化器气化后进入第一缓冲罐与来自二氧化硫储罐并经过汽化器气化的二氧化硫一起进入催化反应器进行反应；来自二氧化硫储罐的另一股二氧化硫进入脱重塔塔顶蒸发器、脱轻塔顶蒸发器、产品塔塔顶蒸发器经过减压蒸发与脱重塔、脱轻塔、产品塔塔顶的气相物料换热后在经过预热器预热后进入催化反应器进行反应。

脱重塔塔顶蒸发器、脱轻塔塔顶蒸发器、产品塔塔顶蒸发器冷凝下来的物料分别进入脱重塔回流罐、脱轻塔回流罐、产品塔回流罐，脱重塔回流罐中的物料一部分回流至脱重塔顶，另一部分进入脱轻塔，脱重塔塔底脱除的含一氯化硫的重组分物料进入合成釜中与来自第二缓冲罐的过量氯气反应生成二氯化硫，二氯化硫和未反应的过量氯气一起进入催化反应器与第一缓冲罐来的二氧化硫和预热器来的二氧化硫反应生成粗品氯化亚砜。

气相粗品氯化亚砜经过催化冷凝器冷凝为液体后被喷射器抽入到粗品接收釜，粗品接收釜内不凝性气体返回催化反应器。粗品接收釜中的物料一部分作为喷射器的循环介质进行循环，一部分进入配硫釜，在配硫釜中粗品氯化亚砜中二氯化硫和硫磺反应生成一氯化硫，反应升温过程中粗品内溶解的二氧化硫尾气进入尾气蒸发器，配硫后的粗品氯化亚砜进入脱重塔，塔顶经过脱重塔塔顶蒸发器冷却后部分回流，部分进入脱轻塔，塔底含一氯化硫高沸进入合成釜，不凝性尾气进入尾气蒸发器；脱轻塔塔顶全回流，不凝性尾气进入尾气蒸发器，塔釜高沸进入产品塔；产品塔顶部分回流，部分作为成品采出，产品塔塔釜返回脱重塔，产品塔塔顶不凝气进入尾气蒸发器。

本实用新型与现有技术相比，具有以下有益效果：

(1)本实用新型所述的氯化亚砜生产系统，充分利用原料氯气、二氧化硫的气化潜热，让一部分原料氯气和二氧化硫作为整个生产系统的降温冷源，避免了循环水系统和冷冻系统公用工程的建设，降低了工艺复杂性及系统能源消耗(包括电量、水、蒸汽)消耗，工艺避免循环水的接入，降低了整个系统的工艺风险。

(2)本实用新型所述的氯化亚砜生产系统，以实际生产为例，10万/a的氯化亚砜产能装置需要配备制冷量1台377kw的制冷机，冷冻机功率约为160kw，年用电量约为140万kw·h，制冷机提供的冷量为324*10³kcal/hr，一年提供制冷量约2.57*10⁹kcal，液氯气化潜热约为60kcal/kg，相当于4.3万吨/a液氯气化所吸收热量可以替代制冷机，10万吨/a氯化亚砜生产年用氯气量约为6万吨，可以满足制冷需求。

附图说明

图1是氯化亚砜生产系统结构示意图。

1、液氯储罐；2、凝液接收罐；3、气化器；4、第一缓冲罐；5、二氧化硫储罐；6、尾气蒸发器；7、第二缓冲罐；8、合成釜；9、粗品接收釜；10、催化冷凝器；11、催化反应器；12、配硫釜；13、脱重塔；14、脱轻塔；15、产品塔；16、脱重塔塔顶蒸发器；17、脱轻塔塔顶蒸发器；18、产品塔塔顶蒸发器；19、脱重塔回流罐；20、脱轻塔回流罐；21、产品塔回流罐；22、喷射器、23、预热器。

具体实施方式

以下结合实施例对本实用新型作进一步描述。

实施例1

本实用新型所述的氯化亚砜生产系统，包括二氧化硫储罐5、脱重塔13、合成釜8、配硫釜12、催化反应器11和液氯储罐1，液氯储罐1通过管路与第二缓冲罐7相连，第二缓冲罐7通过管路与合成釜8相连；脱重塔13底部通过管路与合成釜8相连，合成釜8通过管路与催化反应器11相连；二氧化硫储罐5通过管路与第一缓冲罐4相连，第一缓冲罐4通过管路与催化反应器11相连；催化反应器11底部通过管路与催化冷凝器10相连，催化冷凝器10底部通过管路与喷射器22相连，喷射器22与粗品接收釜9相连，粗品接收釜9通过管路与催化反应器11相连，粗品接收釜9釜底出料管路分为两路，一路与喷射器22入口相连，另一路与配硫釜12相连。

液氯储罐1出口管路分为两路，一路与气化器3相连，气化器3通过管路与第二缓冲罐7相连；另外一路与尾气蒸发器6下部相连，尾气蒸发器6上部通过管路与催化冷凝器10相连，催化冷凝器10通过管路与第二缓冲罐7相连。

二氧化硫储罐5出口管路分为两路，一路与气化器3相连，气化器3通过管路与第一缓冲罐4相连；另外一路管路出口并列分为三路，分别与脱重塔塔顶蒸发器16、脱轻塔塔顶蒸发器17和产品塔塔顶蒸发器18下部相连，脱重塔塔顶蒸发器16、脱轻塔塔顶蒸发器17和产品塔塔顶蒸发器18上部出口管路合并后与第一缓冲罐4相连，管路上设置预热器23；第一缓冲罐4通过管路与催化反应器11相连。

配硫釜12上部进料口与硫磺进料装置相连，配硫釜12通过管路与脱重塔13相连，脱重塔上部通过管路与脱重塔塔顶蒸发器16相连，脱重塔塔顶蒸发器16通过管路与脱重塔回流罐19相连，脱重塔回流罐19出口分为两路，一路与脱重塔13相连，另一路与脱轻塔14相连，脱轻塔14上部通过管路与脱轻塔塔顶蒸发器17相连，脱轻塔塔顶蒸发器17通过管路与脱轻塔回流罐20相连，脱轻塔回流罐20出口通过管路与脱轻塔14相连，脱轻塔14底部通过管路与产品塔15相连，产品塔15上部通过管路与产品塔塔顶蒸发器18相连，产品塔塔顶蒸发器18出口通过管路分为两路一路与产品塔15相连，另外一路为成品氯化亚砜出口管路，产品塔15底部通过管路与脱重塔13相连。

脱重塔回流罐19、脱轻塔回流罐20、产品塔回流罐21和配硫釜12顶部出口管路合并后与尾气蒸发器6相连，尾气蒸发器6出口管路分为两路，一路为不凝性尾气出口管路，另外一路与凝液接收罐2相连，凝液接收罐2通过管路与气化器3相连，气化器3通过管路与第一缓冲罐4相连。

尾气蒸发器6、脱重塔塔顶蒸发器16、脱轻塔塔顶蒸发器17和产品塔塔顶蒸发器18优选满液式再沸器，通过蒸发器液位控制底部进料量，通过蒸发器压力控制顶部出料量。

本实用新型所述的氯化亚砜生产系统的工作过程如下：

从液氯储罐1出来的液氯分为两股，一股为常规工艺路线经过气化器3气化后进入第二缓冲罐7，另一股作为冷冻介质进入尾气蒸发器6经过减压蒸发后与生产系统尾气换热，然后再进入催化冷凝器10经过催化反应器11出来的高温气相物料预热后进入第二缓冲罐7与来自气化器3的氯气一起进入合成釜8进行反应。

尾气蒸发器6冷凝下来的尾气凝液进入凝液接收罐2后经过汽化器3气化后进入第一缓冲罐4与来自二氧化硫储罐5并经过汽化器3气化的二氧化硫一起进入催化反应器11进行反应；来自二氧化硫储罐5的另一股二氧化硫进入脱重塔塔顶蒸发器16、脱轻塔顶蒸发器17、产品塔塔顶蒸发器18经过减压蒸发与脱重塔13、脱轻塔14、产品塔15塔顶的气相物料换热后在经过预热器23预热后进入催化反应器11进行反应。

脱重塔塔顶蒸发器16、脱轻塔塔顶蒸发器17、产品塔塔顶蒸发器18冷凝下来的物料分别进入脱重塔回流罐19、脱轻塔回流罐20、产品塔回流罐21，脱重塔回流罐19中的物料一部分回流至脱重塔13顶，另一部分进入脱轻塔14，脱重塔13塔底脱除的含一氯化硫的重组分物料进入合成釜8中与来自第二缓冲罐7的过量氯气反应生成二氯化硫，二氯化硫和未反应的过量氯气一起进入催化反应器11与第一缓冲罐4来的二氧化硫和预热器24来的二氧化硫反应生成粗品氯化亚砜。

气相粗品氯化亚砜经过催化冷凝器10冷凝为液体后被喷射器22抽入到粗品接收釜9，粗品接收釜9内不凝性气体返回催化反应器11。粗品接收釜9中的物料一部分作为喷射器22的循环介质进行循环，一部分进入配硫釜12，在配硫釜12中粗品氯化亚砜中二氯化硫和硫磺反应生成一氯化硫，反应升温过程中粗品内溶解的二氧化硫尾气进入尾气蒸发器6，配硫后的粗品氯化亚砜进入脱重塔15，塔顶经过脱重塔塔顶蒸发器16冷却后部分回流，部分进入脱轻塔14，塔底含一氯化硫高沸进入合成釜8，不凝性尾气进入尾气蒸发器6；脱轻塔14塔顶全回流，不凝性尾气进入尾气蒸发器6，塔釜高沸进入产品塔15；产品塔15顶部分回流，部分作为成品采出，产品塔15塔釜返回脱重塔13，产品塔15塔顶不凝气进入尾气蒸发器6。

液氯储罐1中cl2压力为0.75mpa。

液氯储罐1与第二缓冲罐7之间相连的气化器3的温度为75℃。

尾气蒸发器6中cl2减压至0.23mpa，温度为-15℃。

二氧化硫储罐5中so2压力为0.70mpa。

第一缓冲罐4与二氧化硫储罐5之间相连的气化器3的温度为75℃。

催化反应器11内反应压力为0.1～0.12mpa，反应温度200℃，反应方程式为：

cl2+so2+scl2＝2socl2，其中so2和scl2过量。

合成釜8内反应压力为0.1～0.12mpa，反应温度85-90℃，反应方程式为：

s2cl2+cl2＝2scl2，其中cl2过量。

配硫釜12压力为常压，反应方程式为s+scl2＝s2cl2，反应放热过程溶解的二氧化硫随尾气排出。

脱重塔13塔底脱除s2cl2，塔顶为socl2、s2cl2、so2，so2随尾气脱除。

脱轻塔14塔顶再脱so2，塔底为socl2和s2cl2。

产品塔15塔底socl2和scl2进入脱重塔，塔顶出成品氯化亚砜。

脱重塔塔顶蒸发器16、脱轻塔塔顶蒸发器17、产品塔塔顶蒸发器18压力均为0.33mpaso2，温度为约20℃左右，将尾气中socl2和s2cl2下来。

脱重塔塔顶蒸发器16、脱轻塔塔顶蒸发器17和产品塔塔顶蒸发器18与第一缓冲罐相连的管路上设置的气化器3的温度为80℃。

投料比为：cl2：so2：s2cl2摩尔比＝2：1.8：1。

这样的投料比例为二氧化硫和一氯化硫过量投入，原因是让氯气尽可能全部转化完全，同时有过量的二氯化硫可以在后续配硫釜中与硫磺反应生成一氯化硫在返回合成釜重新参与系统循环，过量的二氧化硫可以通过尾气蒸发器再回收，凝液接收罐中的回收液实际上为过量的二氧化硫一直在系统循环，脱重塔底部的一氯化硫就是过量的二氯化硫一直在系统循环。

以实际生产为例，10万/a的氯化亚砜产能装置需要配备制冷量1台377kw的制冷机，冷冻机功率约为160kw，年用电量约为140万kw·h，制冷机提供的冷量为324*10³kcal/hr，一年提供制冷量约2.57*10⁹kcal，液氯气化潜热约为60kcal/kg，相当于4.3万吨/a液氯气化所吸收热量可以替代制冷机，10万吨/a氯化亚砜生产年用氯气量约为6万吨，可以满足制冷需求。