氯硅烷精餾提純過程中熱量梯級利用的系統及方法與流程

本發明涉及精餾
技術領域：
，尤其涉及改良西門子法生產太陽能級多晶硅過程中氯硅烷精餾提純過程中熱量梯級利用系統及方法。
背景技術：
：氯硅烷(英文名：Chlorosilane)，是硅烷SiH4中的氫原子被氯原子取代后得到的一系列物質，總稱為氯硅烷；含氯量低時為氣體，較高時為液體，無色或黃色，通式為HnSiCl4-n(n＝0,1,2,3)。氯硅烷能與含活潑氫的化合物進行激烈反應，如與水、醇、酚、硅醇、有機酸等，放出氯化氫。氯硅烷可由硅粉與氯化氫于290～400℃反應來制取；也可由硅粉、氫和氯化氫的混合物，在氯化亞銅存在下，于500℃左右反應來制取。氯硅烷主要用作硅外延片生產過程中的硅源及制備有機氯硅烷的原料。此外，三氯硅烷(HSiCl3)是制備太陽能級和電子級多晶硅的中間產物，其分餾后，可以獲得99.9999999％(9個9)純度的三氯氫硅，然后在一定的反應條件下和氫氣反應生成多晶硅；或者由高純三氯氫硅經過兩級歧化反應生產高純硅烷SiH4氣體，再將SiH4氣體通入流化反應器中發生裂解生成顆粒狀的多晶硅(即硅烷流化床法)。由于多晶硅的生產對原料氯硅烷的純度要求特別高，這就使得在氯硅烷的提純過程這一步需要求采用高塔板數、大回流比的精餾工藝，需要消耗大量的熱量，造成多晶硅的生產成本居高不下。技術實現要素：本發明解決的技術問題在于提供氯硅烷精餾提純過程中熱量梯級利用的系統及方法，本申請提供的系統能夠降低氯硅烷精餾過程中熱量和冷量的消耗。有鑒于此，本申請提供了一種氯硅烷精餾提純過程中熱量梯級利用的系統，包括：高溫精餾塔；所述高溫精餾塔塔頂的出口與第一再沸器的殼程入口相連，所述第一再沸器的管程入口與低溫精餾塔塔釜出口相連，所述第一再沸器的管程出口與低溫精餾塔塔釜入口相連，所述第一再沸器的殼程出口與高溫精餾塔后冷器入口相連，所述高溫精餾塔后冷器的出口與高溫精餾塔回流泵入口相連，所述高溫精餾塔回流泵出口與所述高溫精餾塔入口相連；所述高溫精餾塔為四氯化硅脫重塔，所述低溫精餾塔為三氯氫硅和二氯二氫硅分離塔、三氯氫硅脫重塔或三氯氫硅脫輕塔；所述低溫精餾塔與所述高溫精餾塔塔釜均設置有液體出口。優選的，所述的高溫精餾塔頂與低溫精餾塔釜溫差不小于8℃，所述高溫精餾塔塔頂熱量大于低溫精餾塔塔釜所需熱量的3～8％。優選的，所述系統中還包括次高溫精餾塔，所述第一再沸器的管程出口與所述次高溫精餾塔的入口相連，所述次高溫精餾塔塔頂的出口與第二再沸器的殼程入口相連，所述第二再沸器的管程出口與低溫精餾塔的入口相連，所述第二再沸器的殼程出口與所述次高溫精餾塔后冷器的入口相連，所述次高溫精餾塔后冷器的出口與次高溫精餾塔回流泵的入口相連，所述次高溫精餾塔回流泵的出口與所述次高溫精餾塔的入口相連，所述低溫精餾塔塔釜的出口與所述次高溫精餾塔的入口相連；所述次高溫精餾為三氯氫硅脫重塔或者三氯氫硅脫輕塔，所述低溫精餾塔塔釜設置有液體出口。優選的，所述的次高溫精餾塔塔頂與低溫精餾塔釜溫差不小于8℃，所述次高溫精餾塔塔頂熱量大于低溫精餾塔塔釜所需熱量的3～8％。優選的，所述系統中還包括次低溫精餾塔，所述第二再沸器的管程出口與所述次低溫精餾塔的入口相連，所述次低溫精餾塔塔頂的出口與所述第三再沸器的殼程入口相連，所述第三再沸器的管程出口與低溫精餾塔的入口相連，所述第三再沸器的殼程出口與所述次低溫精餾塔后冷器的入口相連，所述次低溫精餾塔后冷器的出口與次低溫精餾塔回流泵的入口相連，所述次低溫精餾塔回流泵的出口與所述次低溫精餾塔的入口相連，所述低溫精餾塔塔釜的出口與所述次低溫精餾塔的入口相連；所述次低溫精餾塔塔釜的出口與所述次高溫精餾塔的入口相連，所述次低溫精餾為三氯氫硅脫輕塔。優選的，所述的次低溫精餾塔頂與低溫精餾塔塔釜溫差不小于8℃，所述次低溫精餾塔塔頂熱量大于低溫精餾塔塔釜所需熱量的3～8％。優選的，所述次低溫精餾塔塔釜的出口與第二再沸器管程入口相連，所述第二再沸器管程出口與所述次低溫精餾塔的入口相連，所述低溫精餾塔塔釜的出口與第三再沸器管程入口相連，所述第三再沸器管程出口與所述低溫精餾塔的入口相連。優選的，所述低溫精餾塔塔頂的出口與低溫精餾塔冷凝器的入口相連，所述低溫精餾塔冷凝器的出口與低溫精餾塔回流泵的入口相連，所述低溫精餾塔回流泵的出口與所述低溫精餾塔塔頂的入口相連；所述低溫精餾塔塔釜的出口還與所述第一再沸器管程入口相連。優選的，所述高溫精餾塔塔釜的出口還與第四再沸器的管程入口相連，所述第四再沸器管程出口與所述高溫精餾塔的入口相連。優選的，所述的高溫精餾塔、次高溫精餾、次低溫精餾塔和低溫精餾塔均是填料塔或者板式塔。優選的，所述次高溫精餾塔塔釜的出口還與第一再沸器底部的管程入口相連，所述第一再沸器頂部的管程出口與所述次高溫精餾塔的入口相連；所述低溫精餾塔塔釜的出口還與第二再沸器底部的管程入口相連，所述第二再沸器頂部的管程出口與所述低溫精餾塔的入口相連。優選的，所述次低溫精餾塔塔釜的出口與第二再沸器底部的管程入口相連，所述第二再沸器頂部的管程出口與所述次低溫精餾塔的入口相連，所述低溫精餾塔塔釜的出口與第三再沸器底部的管程入口相連，所述第三再沸器頂部的管程出口與所述低溫精餾塔的入口相連。本申請還提供了利用上述方案所述的系統進行氯硅烷精餾提純的方法，包括以下步驟：將四氯化硅原料進行脫重處理，分離后的四氯化硅氣體作為三氯氫硅和二氯二氫硅的混合物分離的熱源，四氯化硅氣體再進行換熱后，得到氣液混合物；將所述氣液混合物進行冷凝，將冷凝后的液體加壓后，得到回流液與采出液；將原料三氯氫硅和二氯二氫硅的混合物在上述熱源的作用下進行精餾分離，得到分離后的三氯氫硅與二氯二氫硅。本申請還提供了利用上述方案所述的系統進行氯硅烷精餾提純的方法，包括以下步驟：將四氯化硅原料進行脫重處理，分離后的四氯化硅氣體作為三氯氫硅脫重的熱源，四氯化硅氣體再進行換熱后，得到第一氣液混合物；將所述第一氣液混合物進行冷凝，將冷凝后的液體加壓后，得到第一回流液與第一采出液；將原料三氯氫硅和二氯二氫硅的混合物進行精餾分離，得到分離后的三氯氫硅液體與二氯二氫硅；將所述三氯氫硅液體在上述熱源的作用下精餾分離，得到的三氯氫硅氣體作為三氯氫硅和二氯二氫硅的混合物再次分離的熱源，三氯氫硅氣體再進行換熱后，得到第二氣液混合物；將所述第二氣液混合物進行冷凝，將冷凝后的液體加壓后，得到第二回流液與第二采出液。本申請還提供了利用上述方案所述的系統進行氯硅烷精餾提純的方法，包括以下步驟：將四氯化硅原料進行脫重處理，分離后的四氯化硅氣體作為三氯化硅脫重的熱源，四氯化硅氣體再進行換熱后，得到第一氣液混合物；將所述第一氣液混合物進行冷凝，將冷凝后的液體加壓后，得到第一回流液與第一采出液；將原料三氯氫硅和二氯二氫硅的混合物進行精餾分離，得到分離后的三氯氫硅液體與二氯二氫硅；將所述三氯氫硅液體進行脫輕處理，得到三氯氫硅氣體與第一三氯氫硅液體，所述三氯氫硅氣體作為三氯氫硅和二氯二氫硅的混合物分離的熱源，所述三氯氫硅氣體再進行換熱后，得到第二氣液混合物；將所述第二氣液混合物進行冷凝，將冷凝后的液體加壓后，得到第二回流液與第二采出液；將所述第一三氯氫硅液體在熱源的作用下進行脫重處理，得到第一三氯氫硅氣體與第二三氯氫硅液體，所述第一三氯氫硅氣體作為三氯氫硅脫輕處理的熱源，所述第一三氯氫硅氣體再進行換熱后，得到第三氣液混合物；所述熱源為得到第一氣液混合物的步驟中的熱源；將所述第三氣液混合物進行冷凝，將冷凝后的液體加壓后，得到第三回流液與第三采出液。優選的，所述原料三氯氫硅和二氯二氫硅的混合物進行分離的步驟中，所述二氯二氫硅進行如下處理：將所述二氯二氫硅冷凝后加壓，得到回流液與采出液。優選的，所述四氯化硅原料進行脫重處理，還得到了液體，所述液體進行了如下處理：將所述液體加熱后變為氣體再進入脫重處理中。本申請提供了氯硅烷精餾提純過程中熱量梯級利用的系統及方法，所述系統包括：高溫精餾塔；所述高溫精餾塔塔頂的出口與第一再沸器的殼程入口相連，所述第一再沸器的管程入口與低溫精餾塔塔釜出口相連，所述第一再沸器的管程出口與低溫精餾塔塔釜入口相連，所述第一再沸器的殼程出口與高溫精餾塔后冷器的入口相連，所述高溫精餾塔后冷器的出口與高溫精餾塔回流泵的入口相連，所述高溫精餾塔回流泵的出口與所述高溫精餾塔的入口相連；所述高溫精餾塔為四氯化硅脫重塔，所述低溫精餾塔為三氯氫硅和二氯二氫硅分離塔、三氯氫硅脫重塔或三氯氫硅脫輕塔；所述低溫精餾塔與所述高溫精餾塔塔釜均設置有液體出口。本申請所述系統是利用不同等級熱量的梯級利用系統，以兩塔之間的熱量梯級利用為基，進一步增加了三塔之間的熱量梯級利用與四塔之間的熱量梯級利用，上述三種熱量梯級利用均是利用高溫精餾塔塔頂蒸汽作為低溫精餾塔釜再沸器熱源，最大限度的實現了熱量的梯級重復使用，熱量重復使用次數可達3次，大大降低了精餾過程的蒸汽消耗，蒸汽消耗可減少40～75％，同時也可大幅度減少塔頂循環水的消耗量。附圖說明圖1為本發明兩塔之間精餾工藝的系統的結構示意圖；圖2為本發明三塔之間精餾工藝的系統的結構示意圖；圖3為本發明四塔之間精餾工藝的系統的結構示意圖。具體實施方式為了進一步理解本發明，下面結合實施例對本發明優選實施方案進行描述，但是應當理解，這些描述只是為進一步說明本發明的特征和優點，而不是對本發明權利要求的限制。本發明實施例公開了一種氯硅烷精餾提純過程中熱量梯級利用的系統，包括：高溫精餾塔；所述高溫精餾塔塔頂的出口與第一再沸器的殼程入口相連，所述第一再沸器的管程入口與低溫精餾塔塔釜出口相連，所述第一再沸器的管程出口與低溫精餾塔塔釜入口相連，所述第一再沸器的殼程出口與高溫精餾塔后冷器入口相連，所述高溫精餾塔后冷器的出口與高溫精餾塔回流泵入口相連，所述高溫精餾塔回流泵出口與所述高溫精餾塔入口相連；所述高溫精餾塔為四氯化硅脫重塔，所述低溫精餾塔為三氯氫硅和二氯二氫硅分離塔、三氯氫硅脫重塔或三氯氫硅脫輕塔；所述低溫精餾塔與所述高溫精餾塔塔釜均設置有液體出口。如圖1所示，圖1為本發明氯硅烷精餾提純系統的結構示意圖，其中1為低溫精餾塔，2為塔頂冷凝器，3為低溫精餾塔回流泵，4為第一再沸器，5為高溫精餾塔，6為高溫精餾塔后冷器，7為高溫精餾塔回流泵，8為第四再沸器。根據本發明的系統，低溫精餾塔即一級塔可以是三氯氫硅/二氯氫硅分離塔、三氯氫硅脫輕塔或者三氯氫硅脫重塔，高溫精餾塔即二級塔為四氯化硅脫重塔。本申請以低溫精餾塔與高溫精餾塔之間的熱量梯級利用為基礎，其中低溫精餾塔為第一級塔，作用是分離三氯氫硅中大量的二氯二氫硅，高溫精餾塔為第二級塔，作用是四氯化硅脫重塔。作為優選方案，為了有效節約能量，本申請所述低溫精餾塔塔頂的出口與低溫精餾塔冷凝器的入口相連，所述低溫精餾塔冷凝器出口與低溫精餾塔回流泵的入口相連，所述低溫精餾塔回流泵出口與所述低溫精餾塔塔頂入口相連。同樣，所述低溫精餾塔塔釜的出口還與所述第一再沸器管程入口相連，以使低溫精餾塔塔釜液體一部分經第一再沸器被二級塔頂蒸汽加熱汽化后返回低溫精餾塔再次進行分離。同樣，所述高溫精餾塔塔釜的出口還與第四再沸器管程入口相連，所述第四再沸器管程出口與所述高溫精餾塔的入口相連。本申請還提供了利用上述系統進行氯硅烷精餾提純的方法，包括以下步驟：將四氯化硅原料進行脫重處理，分離后的四氯化硅氣體作為三氯氫硅和二氯二氫硅的混合物分離的熱源，四氯化硅氣體再進行換熱后，得到氣液混合物；將所述氣液混合物進行冷凝，將冷凝后的液體加壓后，得到回流液與采出液；將原料三氯氫硅和二氯二氫硅的混合物在上述熱源的作用下進行精餾分離，得到分離后的三氯氫硅與二氯二氫硅。如圖1所示，利用上述兩塔相連的系統進行氯硅烷精餾提純的方法具體為：首先原料四氯化硅(9)進入二級塔(5)進行脫重處理，回流比為1～5，經分離后塔頂四氯化硅氣體(10)作為一級塔(1)再沸器(4)的熱源，經換熱后變為氣液混合物(11)，再進入二級塔后冷器(6)全部冷凝成液體，之后經過二級塔回流泵(7)加壓后一部分作為塔頂回流液(13)，另一部分作為塔頂采出液(14)；塔釜液體(15)一部分經再沸器(8)被蒸汽或導熱油加熱后變為蒸汽(16)返回二級塔(5)，另一部分(17)作為塔釜重組分采出；原料三氯氫硅和二氯二氫硅(含量1～10wt％)的混物(18)則進入一級塔(1)進行分離，回流比10～100，分離后塔頂二氯二氫硅(22)經塔頂冷凝器(2)冷凝后由一級塔回流泵(3)加壓，一部分作為塔頂回流液(24)，另一部分作為塔頂采出液(25)；塔釜三氯氫硅液體(19)一部分經再沸器(4)被二級塔頂蒸汽(10)加熱汽化后返回一級塔(1)，另一部分作為塔釜采出去下一級塔。按照本發明，由于在生產過程中為了保證一級塔(1)操作穩定，二級塔(5)塔頂蒸汽熱量需要大于低溫精餾塔再沸器所需熱量的3～8％，因此，二級塔后冷器(6)必須開啟。本申請中，一級塔(1)的操作壓力為0.3～0.9MPa，二級塔(5)的操作壓力為0.2～0.8MPa；二級塔(5)塔頂與一級塔(1)塔釜溫差需不小于8℃。作為優選方案，本申請所述氯硅烷精餾提純的系統中還包括次高溫精餾塔，所述次高溫精餾為三氯氫硅脫重塔或者三氯氫硅脫輕塔。所述次高溫精餾塔設置于所述低溫精餾塔與所述高溫精餾塔之間，含有次高溫精餾塔形成的系統屬于三塔之間的熱量梯級利用，所述系統優選包括低溫精餾塔即一級塔，作用是分離三氯氫硅中大量的二氯二氫硅，次高溫精餾塔即三級塔，作用是三氯氫硅脫重塔，高溫精餾塔即二級塔，作用是四氯化硅脫重塔。具體的，所述系統在還包括次高溫精餾塔的情況下，除上述已說明的連接關系，還具有如下位置連接關系：所述第一再沸器管程出口與所述次高溫精餾塔的入口相連，所述次高溫精餾塔塔頂的出口與第二再沸器殼程入口相連，所述第二再沸器管程出口與低溫精餾塔的入口相連，所述第二再沸器殼程出口與所述次高溫精餾塔后冷器的入口相連，所述次高溫精餾塔后冷器的出口與次高溫精餾塔回流泵的入口相連，所述次高溫精餾塔回流泵的出口與所述次高溫精餾塔的入口相連，所述低溫精餾塔塔釜的出口與所述次高溫精餾塔的入口相連，所述次低溫精餾塔塔釜設置有液體出口。如圖2所示，圖2為本發明三塔之間的精餾工藝的系統的結構示意圖，其中1為低溫精餾塔，2為塔頂冷凝器，3為低溫精餾塔回流泵，4為第一再沸器，5為高溫精餾塔，6為高溫精餾塔后冷器，7為高溫精餾塔回流泵，8為第四再沸器，9為次高溫精餾塔再沸器，10為低溫精餾塔塔釜采出泵，11為次高溫精餾塔，12為次高溫精餾塔后冷器，13為次高溫精餾塔回流泵。同樣，在此系統中，所述低溫精餾塔塔頂的出口與低溫精餾塔冷凝器的入口相連，所述低溫精餾塔冷凝器出口與低溫精餾塔回流泵的入口相連，所述低溫精餾塔回流泵的出口與所述低溫精餾塔塔頂入口相連；所述低溫精餾塔塔釜的出口還與所述第一再沸器管程入口相連。所述次高溫精餾塔塔釜的出口還與第一再沸器管程入口相連，所述第一再沸器管程出口與所述次高溫精餾塔的入口相連；所述低溫精餾塔塔釜的出口還與第二再沸器管程入口相連，所述第二再沸器管程出口與所述低溫精餾塔的入口相連。本申請還提供了利用上述系統進行氯硅烷精餾提純的方法，包括以下步驟：將四氯化硅原料進行脫重處理，分離后的四氯化硅氣體作為三氯氫硅脫重的熱源，四氯化硅氣體再進行換熱后，得到第一氣液混合物；將所述第一氣液混合物進行冷凝，將冷凝后的液體加壓后，得到第一回流液與第一采出液；將原料三氯氫硅和二氯二氫硅的混合物進行分離，得到分離后的三氯氫硅液體與二氯二氫硅；將所述三氯氫硅液體在上述熱源的作用下分離，得到的三氯氫硅氣體作為三氯氫硅和二氯二氫硅的混合物再次分離的熱源，三氯氫硅氣體再進行換熱后，得到第二氣液混合物；將所述第二氣液混合物進行冷凝，將冷凝后的液體加壓后，得到第二回流液與第二采出液。如圖2所示，利用上述三塔相連的系統進行氯硅烷精餾提純的方法具體為：首先原料三氯氫硅和二氯二氫硅(含量1～10％wt)的混物(14)進入一級塔(1)進行分離，回流比10～100，分離后塔頂二氯二氫硅(15)經塔頂冷凝器(2)冷凝后由一級塔回流泵(3)加壓，一部分作為塔頂回流液(16)，另一部分作為塔頂采出液(17)；塔釜三氯氫硅液體(18)一部分經再沸器(9)被三級塔頂蒸汽(22)加熱汽化后返回一級塔(1)，另一部分經塔釜泵(10)采出作為三級塔(11)的進料(21)；三級塔(11)的作用為三氯氫硅脫重，回流比為4～12，來自一級塔(1)塔釜的三氯氫硅(21)經三級塔分離后，塔頂三氯氫硅氣體(22)進入一級塔(1)再沸器(9)作為熱源，經換熱后變為氣液混合物(23)，再進入三級塔后冷器(12)全部冷凝成液體，之后經過三級塔回流泵(13)加壓后一部分作為塔頂回流液(25)，另一部分作為塔頂采出液(26)；塔釜三氯氫硅液體(27)一部分經再沸器(4)被二級塔頂蒸汽(32)加熱汽化后返回三級塔(11)，另一部分作為塔釜重組分(30)采出；二級塔(5)為四氯化硅脫重塔，回流比為1～5，原料四氯化硅(31)進入二級塔(5)，經分離后塔頂四氯化硅氣體(32)作為三級塔(11)再沸器(4)的熱源，經換熱后變為氣液混合物(33)，再進入二級塔后冷器(6)全部冷凝成液體(34)，之后經過二級塔回流泵(7)加壓后一部分作為塔頂回流液(35)，另一部分作為塔頂采出液(36)；塔釜液體(37)一部分經再沸器(8)被蒸汽或導熱油加熱后變為蒸汽(39)返回二級塔(5)，另一部分(40)作為塔釜重組分采出。根據本發明的要求，由于在生產過程中為了保證一級塔(1)和三級塔(11)操作穩定，二級塔(10)塔頂蒸汽熱量需要大于低溫精餾塔再沸器所需熱量的3～8％，因此，二、三級塔后冷器(6)和(12)必須開啟。根據本發明的規定，一級塔(1)的操作壓力為0.3～0.9MPa，三級塔(11)的操作壓力為0.4～1MPa，二級塔(6)操作壓力為0.3～0.8MPa；二級塔(5)塔頂與三級塔(11)塔釜溫差需不小于8℃，三級塔(11)塔頂與一級塔(1)塔釜溫差不小于8℃。作為優選方案，本申請所述氯硅烷精餾提純的系統中出包括次高溫精餾塔外，還包括次低溫精餾塔，所述次低溫精餾為三氯氫硅脫輕塔，所述次低溫精餾塔與次高溫精餾塔依次設置于所述低溫精餾塔與所述高溫精餾塔之間，含有次低溫精餾塔與次高溫精餾塔形成的系統屬于四塔之間的熱量梯級利用，所述系統包括：低溫精餾塔即一級塔，作用是分離三氯氫硅中大量的二氯二氫硅，次低溫精餾塔即四級塔，作用是三氯氫硅脫輕塔，次高溫精餾塔即三級塔，作用是三氯化硅脫重塔，高溫精餾塔即二級塔，作用是四氯化硅脫重塔。具體的，所述系統在還包括次低溫精餾塔與次高溫精餾塔的情況下，除上述已說明的連接關系外，還具有如下位置連接關系：所述第二再沸器管程出口與所述次低溫精餾塔的入口相連，所述次低溫精餾塔塔頂的出口與所述第三再沸器殼程入口相連，所述第三再沸器管程出口與低溫精餾塔的入口相連，所述第三再沸器殼程出口與所述次低溫精餾塔后冷器的入口相連，所述次低溫精餾塔后冷器的出口與次低溫精餾塔回流泵的入口相連，所述次低溫精餾塔回流泵的出口與所述次低溫精餾塔的入口相連，所述低溫精餾塔塔釜的出口與所述次低溫精餾塔的入口相連，所述次低溫精餾塔塔釜的出口與所述次高溫精餾塔的入口相連。如圖3所示，圖3為本發明四塔之間的精餾工藝的系統的結構示意圖，其中1為低溫精餾塔，2為塔頂冷凝器，3為低溫精餾塔回流泵，4為第一再沸器，5為高溫精餾塔，6為高溫精餾塔后冷器，7為高溫精餾塔回流泵，8為第四再沸器，9為次高溫精餾塔再沸器，10為低溫精餾塔塔釜采出泵，11為次高溫精餾塔，12為次高溫精餾塔后冷器，13為次高溫精餾塔回流泵，14為次低溫精餾塔，15為次低溫精餾塔后冷器，16為次低溫精餾塔回流泵，17為次低溫精餾塔再沸器，18為次低溫精餾塔塔釜采出泵。同樣，在此系統中，所述低溫精餾塔塔頂的出口與低溫精餾塔冷凝器的入口相連，所述低溫精餾塔冷凝器出口與低溫精餾塔回流泵的入口相連，所述低溫精餾塔回流泵的出口與所述低溫精餾塔塔頂入口相連；所述低溫精餾塔塔釜的出口還與所述第一再沸器管程入口相連。所述高溫精餾塔塔釜的出口還與第四再沸器刮成入口相連，所述第四再沸器管程出口與所述高溫精餾塔的入口相連。所述次低溫精餾塔塔釜的出口與第二再沸器管程入口相連，所述第二再沸器管程出口與所述次低溫精餾塔的入口相連，所述低溫精餾塔塔釜的出口與第三再沸器管程入口相連，所述第三再沸器管程出口與所述低溫精餾塔的入口相連。本申請還提供了利用上述四塔相連的系統進行氯硅烷精餾提純的方法，包括以下步驟：將四氯化硅原料進行脫重處理，分離后的四氯化硅氣體作為三氯化硅脫重的熱源，四氯化硅氣體再進行換熱后，得到第一氣液混合物；將所述第一氣液混合物進行冷凝，將冷凝后的液體加壓后，得到第一回流液與第一采出液；將原料三氯氫硅和二氯二氫硅的混合物進行分離，得到分離后的三氯氫硅液體與二氯二氫硅；將所述三氯氫硅液體進行脫輕處理，得到三氯氫硅氣體與第一三氯氫硅液體，所述三氯氫硅氣體作為三氯氫硅和二氯二氫硅的混合物再次分離的熱源，所述三氯氫硅氣體再進行換熱后，得到第二氣液混合物；將所述第二氣液混合物進行冷凝，將冷凝后的液體加壓后，得到第二回流液與第二采出液；將所述第一三氯氫硅液體在熱源的作用下進行脫重處理，得到第一三氯氫硅氣體與第二三氯氫硅液體，所述第一三氯氫硅氣體作為三氯氫硅脫輕處理的熱源，所述第一三氯氫硅氣體再進行換熱后，得到第三氣液混合物；所述熱源為得到第一氣液混合物的步驟中的熱源；將所述第三氣液混合物進行冷凝，將冷凝后的液體加壓后，得到第三回流液與第三采出液。如圖3所示，利用上述四塔相連的系統進行氯硅烷精餾提純的方法具體為：首先原料三氯氫硅和二氯二氫硅(含量1～10％wt)的混物(19)則進入一級塔(1)進行分離，回流比10～100，分離后塔頂二氯二氫硅(20)經塔頂冷凝器(2)冷凝后由一級塔回流泵(3)加壓，一部分作為塔頂回流液(22)，另一部分作為塔頂采出液(23)；塔釜三氯氫硅液體(24)一部分經再沸器(17)被四級塔頂蒸汽(29)加熱汽化后返回一級塔(1)，另一部分經塔釜泵(5)采出作為四級塔(14)的進料(28)；四級塔(14)的作用為三氯氫硅脫輕，回流比為80～250，來自一級塔(1)塔釜的三氯氫硅(28)經四級塔分離后，塔頂三氯氫硅氣體(29)進入一級塔(1)再沸器(17)作為熱源，經換熱后變為氣液混合物(30)，再進入四級塔后冷器(15)全部冷凝成液體，之后經過四級塔回流泵(16)加壓后一部分作為塔頂回流液(32)，另一部分作為塔頂輕組分(33)采出；塔釜三氯氫硅液體(34)一部分經再沸器(9)被三級塔頂蒸汽(38)加熱汽化后返回四級塔(14)，另一部分經塔釜泵(18)采出作為三級塔(11)的進料(37)；三級塔(11)的作用為三氯氫硅脫重，回流比為4～12，來自四級塔(14)塔釜的三氯氫硅(37)經三級塔分離后，塔頂三氯氫硅氣體(38)進入四級塔(14)再沸器(9)作為熱源，經換熱后變為氣液混合物(39)，再進入三級塔后冷器(12)全部冷凝成液體(40)，之后經過三級塔回流泵(13)加壓后一部分作為塔頂回流液(41)，另一部分作為塔頂采出液(42)；塔釜三氯氫硅液體(43)一部分經再沸器(4)被二級塔頂蒸汽(47)加熱汽化后返回三級塔(11)，另一部分作為塔釜重組(46)分采出；二級塔(5)為四氯化硅脫重塔，回流比為1～5，原料四氯化硅(56)進入二級塔(5)，經分離后塔頂四氯化硅氣體(47)作為三級塔(11)再沸器(4)的熱源，經換熱后變為氣液混合物(48)，再進入二級塔后冷器(6)全部冷凝成液體(49)，之后經過二級塔回流泵(7)加壓后一部分作為塔頂回流液(50)，另一部分作為塔頂采出液(51)；塔釜液體(52)一部分經再沸器(8)被蒸汽或導熱油加熱后變為蒸汽(54)返回二級塔(15)，另一部分(55)作為塔釜重組分采出。根據本發明的要求，由于在生產過程中為了保證操作的穩定性，從四級塔(14)開始，每一級塔頂蒸汽熱量需要大于前一級低溫精餾塔再沸器所需熱量的3～8％，因此，四、三、二級塔后冷器(15)、(12)和(6)必須開啟。根據本發明的規定，一級塔(1)的操作壓力為0.3～0.9MPa，四級塔(14)的操作壓力為0.4～0.8MPa，三級塔(11)操作壓力為0.4～1MPa，二級塔(5)操作壓力為0.3～0.8MPa；高溫精餾塔(4、3、2)塔頂溫度與低溫精餾塔(3、2、1)塔釜溫度之間應至少有8℃以上的溫差。如上所述，本申請提供了一種熱量梯級利用的系統，上述記載了兩塔之間的熱量梯級利用、三塔之間的熱量梯級利用與四塔之間的熱量梯級利用，同樣為了生產的需要，也可以按照熱量梯級利用的原理再增加精餾塔的數目，對此本申請沒有特別的限制。同時，上述精餾塔，包括高溫精餾塔、次高溫精餾、次低溫精餾塔和低溫精餾塔均可以是填料塔或者板式塔。本發明充分利用了高溫精餾塔頂的蒸汽來加熱低溫精餾塔釜的液體，最大限度的實現了熱量的梯級重復使用，熱量重復使用次數可達3次，大大降低了精餾過程的蒸汽消耗，蒸汽消耗可減少40％～75％；同時也大幅度減少了塔頂循環水的消耗量。由于本申請提供的系統可最大限度的實現熱量的重復利用，精餾操作中，在塔板數一定的情況，可以通過加大回流比來獲得純度更高的精餾產品，從而可以生產接近電子級的多晶硅。為了進一步理解本發明，下面結合實施例對本發明提供的氯硅烷精餾提純的系統與方法進行詳細說明，本發明的保護范圍不受以下實施例的限制。實施例1兩塔之間的熱量梯級利用工藝流程a，工藝操作方法如下：如圖1所示，首先原料四氯化硅(9)進入二級塔(5)進行脫重處理，回流比為1～5，經分離后塔頂四氯化硅氣體(10)作為一級塔(1)再沸器(4)的熱源，經換熱后變為氣液混合物(11)，再進入二級塔后冷器(6)全部冷凝成液體，之后經過二級塔回流泵(7)加壓后一部分作為塔頂回流液(13)，另一部分作為塔頂采出液(14)；塔釜液體(15)一部分經再沸器(8)被蒸汽或導熱油加熱后變為蒸汽(16)返回二級塔(5)，另一部分(17)作為塔釜重組分采出；原料三氯氫硅和二氯二氫硅(含量1～10wt％)的混物(18)則進入一級塔(1)進行分離，回流比10～100，分離后塔頂二氯二氫硅(22)經塔頂冷凝器(2)冷凝后由一級塔回流泵(3)加壓，一部分作為塔頂回流液(24)，另一部分作為塔頂采出液(25)；塔釜三氯氫硅液體(19)一部分經再沸器(4)被二級塔頂蒸汽(10)加熱汽化后返回一級塔(1)，另一部分作為塔釜采出去下一級塔。根據本發明的要求，由于在生產過程中為了保證一級塔(1)操作穩定，二級塔(5)塔頂蒸汽熱量需要大于低溫精餾塔再沸器所需熱量的3～8％，因此，二級塔后冷器(6)必須開啟。應用實例1：年產10000噸多晶硅生產過程中氯硅烷的精餾提純，具體工藝參數如下：一級塔(1)進料量24m3/h，進料組成：三氯氫硅含量96.4％，二氯二氫硅含量3.5％，四氯化硅含量0.1％，B、P、Fe、Al、Ca等雜質微量；二級塔(5)進料量59m3/h，進料組成：三氯氫硅0.1％，四氯化硅99.9％，B、P、Fe、Al、Ca等雜質微量；一級塔(1)操作壓力0.4MPa，塔頂溫度52.3℃，回流比100，理論板數100；二級塔(5)操作壓力0.3MPa，塔頂溫度95.2℃，回流比1.4，理論板數60。通過模擬計算，兩塔熱量梯級利用的各塔熱負荷如表1所示，括號中的數據為常規精餾方法的熱負荷。表1本實施例各塔熱負荷數據表再沸器負荷(Gcal/h)冷凝器負荷(Gcal/h)總計(Gcal/h)一級塔0(6.41)6.1176.117(12.527)二級塔6.6920.211(6.621)6.903(13.313)總計6.692(13.102)6.328(12.739)13.02(25.841)從上表可以看出，采用兩塔熱量梯級利用后總的再沸器熱負荷為6.692Gcal/h，相比于常規方法(總的熱負荷為13.106Gcal/h)節能49.3％；冷凝器熱負荷節能50.32％；總體節能49.81％。實施例2三塔之間的熱量梯級利用工藝流程b，工藝操作方法如下：如圖2所示，首先原料三氯氫硅和二氯二氫硅(含量1～10％wt)的混物(14)進入一級塔(1)進行分離，回流比10～100，分離后塔頂二氯二氫硅(15)經塔頂冷凝器(2)冷凝后由一級塔回流泵(3)加壓，一部分作為塔頂回流液(16)，另一部分作為塔頂采出液(17)；塔釜三氯氫硅液體(18)一部分經再沸器(9)被三級塔頂蒸汽(22)加熱汽化后返回一級塔(1)，另一部分經塔釜泵(10)采出作為三級塔(11)的進料(21)；三級塔(11)的作用為三氯氫硅脫重，回流比為4～12，來自一級塔(1)塔釜的三氯氫硅(21)經三級塔分離后，塔頂三氯氫硅氣體(22)進入一級塔(1)再沸器(9)作為熱源，經換熱后變為氣液混合物(23)，再進入三級塔后冷器(12)全部冷凝成液體，之后經過三級塔回流泵(13)加壓后一部分作為塔頂回流液(25)，另一部分作為塔頂采出液(26)；塔釜三氯氫硅液體(27)一部分經再沸器(4)被二級塔頂蒸汽(32)加熱汽化后返回三級塔(11)，另一部分作為塔釜重組分(30)采出；二級塔(5)為四氯化硅脫重塔，回流比為1～5，原料四氯化硅(31)進入二級塔(5)，經分離后塔頂四氯化硅氣體(32)作為三級塔(11)再沸器(4)的熱源，經換熱后變為氣液混合物(33)，再進入二級塔后冷器(6)全部冷凝成液體(34)，之后經過二級塔回流泵(7)加壓后一部分作為塔頂回流液(35)，另一部分作為塔頂采出液(36)；塔釜液體(37)一部分經再沸器(8)被蒸汽或導熱油加熱后變為蒸汽(39)返回二級塔(5)，另一部分(40)作為塔釜重組分采出。根據本發明的要求，由于在生產過程中為了保證一級塔(1)和三級塔(11)操作穩定，二級塔(5)塔頂蒸汽熱量需要大于低溫精餾塔再沸器所需熱量的3～8％，因此，二、三級塔后冷器(6)和(12)必須開啟。應用實例2：年產12000噸多晶硅生產過程中氯硅烷的精餾提純，具體工藝參數如下：一級塔(1)進料量29m3/h，進料組成：三氯氫硅含量96.2％，二氯二氫硅含量3.7％，四氯化硅含量0.1％，B、P、Fe、Al、Ca等雜質微量；三級塔(11)進料量77m3/h，進料組成：三氯氫硅0.1％，四氯化硅99.9％，B、P、Fe、Al、Ca等雜質微量；一級塔(1)操作壓力0.4MPa，塔頂溫度52.3℃，回流比80，理論板數120；二級塔(5)操作壓力0.56MPa，塔頂溫度91.9℃，回流比4，理論板數160；三級塔(11)操作壓力0.4MPa，塔頂溫度107℃，回流比1.2，理論板數60。通過模擬計算，兩塔熱量梯級利用的各塔熱負荷如表2所示，括號中的數據為常規精餾方法的熱負荷。表2本實施例各塔的熱負荷數據表從上表可以看出，采用三塔熱量梯級利用后總的再沸器熱負荷為7.619Gcal/h，相比于常規方法(熱負荷為21.412Gcal/h)節能64.42％，冷凝器熱負荷節能66.13％；總體節能65.26％。實施例3四塔之間的熱量梯級利用工藝流程c，工藝操作方法如下：如圖3所示，首先原料三氯氫硅和二氯二氫硅(含量1～10％wt)的混物(19)則進入一級塔(1)進行分離，回流比10～100，分離后塔頂二氯二氫硅(20)經塔頂冷凝器(2)冷凝后由一級塔回流泵(3)加壓，一部分作為塔頂回流液(22)，另一部分作為塔頂采出液(23)；塔釜三氯氫硅液體(24)一部分經再沸器(17)被四級塔頂蒸汽(29)加熱汽化后返回一級塔(1)，另一部分經塔釜泵(5)采出作為四級塔(14)的進料(28)；四級塔(14)的作用為三氯氫硅脫輕，回流比為80～250，來自一級塔(1)塔釜的三氯氫硅(28)經四級塔分離后，塔頂三氯氫硅氣體(29)進入一級塔(1)再沸器(17)作為熱源，經換熱后變為氣液混合物(30)，再進入四級塔后冷器(15)全部冷凝成液體，之后經過四級塔回流泵(16)加壓后一部分作為塔頂回流液(32)，另一部分作為塔頂輕組分(33)采出；塔釜三氯氫硅液體(34)一部分經再沸器(9)被三級塔頂蒸汽(38)加熱汽化后返回四級塔(14)，另一部分經塔釜泵(18)采出作為三級塔(11)的進料(37)；三級塔(11)的作用為三氯氫硅脫重，回流比為4～12，來自四級塔(14)塔釜的三氯氫硅(37)經三級塔分離后，塔頂三氯氫硅氣體(38)進入四級塔(14)再沸器(9)作為熱源，經換熱后變為氣液混合物(39)，再進入三級塔后冷器(12)全部冷凝成液體(40)，之后經過三級塔回流泵(13)加壓后一部分作為塔頂回流液(41)，另一部分作為塔頂采出液(42)；塔釜三氯氫硅液體(43)一部分經再沸器(4)被二級塔頂蒸汽(47)加熱汽化后返回三級塔(11)，另一部分作為塔釜重組(46)分采出；二級塔(5)為四氯化硅脫重塔，回流比為1～5，原料四氯化硅(56)進入二級塔(5)，經分離后塔頂四氯化硅氣體(47)作為三級塔(11)再沸器(4)的熱源，經換熱后變為氣液混合物(48)，再進入二級塔后冷器(6)全部冷凝成液體(49)，之后經過二級塔回流泵(7)加壓后一部分作為塔頂回流液(50)，另一部分作為塔頂采出液(51)；塔釜液體(52)一部分經再沸器(8)被蒸汽或導熱油加熱后變為蒸汽(54)返回二級塔(15)，另一部分(55)作為塔釜重組分采出。根據本發明的要求，由于在生產過程中為了保證操作的穩定性，從四級塔(14)開始，每一級塔頂蒸汽熱量需要大于前一級低溫精餾塔再沸器所需熱量的3～8％，因此，四、三、二級塔后冷器(15)、(12)和(6)必須開啟。應用實例3：年產15000噸多晶硅生產過程中氯硅烷的精餾提純，具體工藝參數如下：一級塔(1)進料量36.4m3/h，進料組成：三氯氫硅含量96.1％，二氯二氫硅含量3.8％，四氯化硅含量0.1％，B、P、Fe、Al、Ca等雜質微量；四級塔(15)進料量96m3/h，進料組成：三氯氫硅0.1％，四氯化硅99.9％，B、P、Fe、Al、Ca等雜質微量；一級塔(1)操作壓力0.35MPa，塔頂溫度48℃，回流比80，理論板數80；二級塔(5)操作壓力0.5MPa，塔頂溫度87.1℃，回流比230，理論板數100；三級塔(10)操作壓力0.72MPa，塔頂溫度103℃，回流比5，理論板數100；四級塔(15)操作壓力0.52MPa，塔頂溫度118.6℃，回流比1.5，理論板數60。通過模擬計算，兩塔熱量梯級利用的各塔熱負荷如表3所示，括號中的數據為常規精餾方法的熱負荷。表3本實施例各塔熱負荷數據表從上表可以看出，采用四塔熱量梯級利用后總的再沸器熱負荷為10.56Gcal/h，相比于常規方法(總的熱負荷為38.892Gcal/h)節能72.85％，冷凝器熱負荷相比于常規方法降低74.64％；總體節能73.72％。以上實施例的說明只是用于幫助理解本發明的方法及其核心思想。應當指出，對于本
技術領域：
的普通技術人員來說，在不脫離本發明原理的前提下，還可以對本發明進行若干改進和修飾，這些改進和修飾也落入本發明權利要求的保護范圍內。對所公開的實施例的上述說明，使本領域專業技術人員能夠實現或使用本發明。對這些實施例的多種修改對本領域的專業技術人員來說將是顯而易見的，本文中所定義的一般原理可以在不脫離本發明的精神或范圍的情況下，在其它實施例中實現。因此，本發明將不會被限制于本文所示的這些實施例，而是要符合與本文所公開的原理和新穎特點相一致的最寬的范圍。當前第1頁1 2 3