CN104326866A - 一种乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯工艺 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯工艺，为采用二氯乙烷作为吸收剂，喷淋吸收乙炔和二氯乙烷无汞催化合成氯乙烯工艺压缩冷凝工段来的不凝气中的氯乙烯，然后将反应中过量的二氯乙烷以及喷淋吸收有氯乙烯的二氯乙烷都送入二氯乙烷精馏塔进行精制，二氯乙烷精馏塔塔顶气相二氯乙烷出料作为所述乙炔和二氯乙烷无汞催化合成氯乙烯工艺的原料；实现二氯乙烷回收精馏与反应二氯乙烷进料汽化；而且，使用二氯乙烷作为喷淋吸收剂不会引入第三方杂质。氯乙烯经喷淋回收后排放尾气的比例可进一步减少，使尾气更易于实现达标排放。

Description

一种乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯工艺

技术领域

本发明涉及一种乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯的新工艺，特别是一种二氯乙烷喷淋吸收氯乙烯以及二氯乙烷精馏汽化一体化的乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯的新工艺。

背景技术

目前生产氯乙烯的方法有乙炔法，乙烯氧氯化法、乙炔和二氯乙烷催化重整法。其中乙烯法、乙炔和二氯乙烷催化重整法都是以二氯乙烷为原料生产氯乙烯。

乙烯平衡氧氯化法的工艺流程包括乙烯直接氯化单元、乙烯氧氯化单元、二氯乙烷精馏单元、二氯乙烷汽化裂解单元、氯乙烯精馏单元。其中二氯乙烷裂解单元是用定量泵将精馏塔精制得到的液相二氯乙烷从储槽送入预热段，通过蒸汽加热器使二氯乙烷物料加热并达到一定温度后汽化，汽化后的二氯乙烷进入裂解炉，在压力0.5MPa～2.5MPa，温度500～550℃条件下裂解获得氯乙烯和氯化氢。控制转化率为50％左右，裂解气经骤冷塔和分离器后未反应的二氯乙烷返回到二氯乙烷精馏单元。

乙炔和二氯乙烷催化重整制氯乙烯的工艺，主要有原料处理单元、二氯乙烷汽化单元、氯乙烯合成单元、氯乙烯净化反应气循环回用单元(包括压缩冷凝工段)、氯乙烯精馏单元和二氯乙烷精馏单元。该工艺是将经脱水处理后的二氯乙烷按一定配比送入二氯乙烷汽化室使汽化后的二氯乙烷和乙炔气混合进入反应器，在一定压力、温度和催化剂作用下合成氯乙烯。其中，来自压缩冷凝工段的不凝气含有乙炔、氯乙烯、氯化氢、氧气、氮气等。如果直接将这部分气体排放不仅造成环境污染还造成氯乙烯资源浪费。如果直接作为循环气回到反应器，由于二氯乙烷催化裂解反应受自身可逆反应化学平衡限制，循环气中含有较多的氯乙烯，将不利于裂解反应向生成氯乙烯的方向进行，从而使乙炔单程转化率显著降低；同时乙炔和惰性气体循环累积也不利于氯乙烯的生成。所以需要回收这部分不凝气中的氯乙烯，使未反应的乙炔循环利用。同时惰性组分随驰放气定量排放，固需合理分配驰放气与循环气比例。

而且，上述的两种氯乙烯的制备方法都用二氯乙烷作为原料，且都需将二氯乙烷精馏冷凝后再汽化参与反应，即二氯乙烷的精馏和汽化是独立存在的。由于二氯乙烷的精馏冷凝和汽化都需能耗，且工艺设备也较多，造成成本增加。

发明内容

本发明的目的在于克服现有技术的缺陷，提供一种乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯的新工艺，利用一定压力下氯乙烯在冷的二氯乙烷中有较好的溶解度的原理，采用原料二氯乙烷(EDC)喷淋吸收氯乙烯(VCM)达到分离回收尾气中氯乙烯的目的；并使用二氯乙烷精馏汽化一体化的方法，使反应中过量的二氯乙烷以及喷淋吸收有氯乙烯的二氯乙烷都送入二氯乙烷精馏塔进行精制，精馏塔塔顶气相采出的二氯乙烷作为乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯的进料，实现二氯乙烷回收精馏与反应二氯乙烷进料汽化过程的有机结合，减少了蒸汽的重复冷凝和汽化步骤，简化工艺，节省蒸汽和循环水消耗。而且，使用二氯乙烷作为喷淋吸收剂不会引入第三方杂质。氯乙烯经喷淋回收后排放尾气的比例可进一步减少，使尾气更易于实现达标排放。

本发明是通过以下技术方案实现的：

一种乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯工艺，为采用二氯乙烷作为吸收剂，喷淋吸收乙炔和二氯乙烷无汞催化合成氯乙烯工艺压缩冷凝工段来的不凝气中的氯乙烯，然后将反应中过量的二氯乙烷以及喷淋吸收有氯乙烯的二氯乙烷都送入二氯乙烷精馏塔进行精制，二氯乙烷精馏塔塔顶气相二氯乙烷出料作为所述乙炔和二氯乙烷无汞催化合成氯乙烯工艺的原料。

所述一种乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯工艺，具体包括以下工艺步骤：

(1)反应工段：乙炔进料和二氯乙烷气相进料在气体混合罐中混合后，进入氯乙烯合成反应器反应生成氯乙烯；

(2)压缩冷凝工段：反应产物排出后在第一气液分离器中进行一级分离，分离的液体进入液体混合罐，分离的气体经压缩机压缩冷却后部分冷凝液化，然后进入第二气液分离器进行二级分离；二级分离的不凝气进入喷淋塔喷淋回收氯乙烯，分离的液体进入液体混合罐；

(3)喷淋回收氯乙烯工段：液态二氯乙烷进料从喷淋塔的上部进料，与来自第二气液分离器并从喷淋塔下部进料的不凝气进行逆流接触；吸收有氯乙烯的二氯乙烷从喷淋塔塔底排出至液体混合罐；喷淋塔塔顶气体排出后部分循环至所述气体混合罐，部分驰放到外界；

(4)氯乙烯精制工段：液体混合罐中的混合液进入轻组分精馏塔，轻组分精馏塔精馏回收的轻组分循环至第二气液分离器，重组分进入氯乙烯精馏塔；氯乙烯精馏塔塔顶获得氯乙烯，塔釜重组分进入二氯乙烷精馏汽化一体化工段；

(5)二氯乙烷精馏汽化一体化工段：氯乙烯精馏塔塔釜重组分进入次组分精馏塔，次重组分精馏塔塔顶回收的次重组分外排至储罐，塔釜重组分进入二氯乙烷精馏塔；二氯乙烷精馏塔塔顶采出气相二氯乙烷即所述反应工段的二氯乙烷气相进料进入所述气体混合罐，塔釜重组分进入二氯乙烷回收塔；二氯乙烷回收塔塔顶回收过量的二氯乙烷，塔釜重组分统一收集处理；

其中，

本发明中，氯乙烯合成反应器相关技术方案可参考专利CN 102675035 B。

优选的，反应工段所述氯乙烯合成反应器为多级冷激式固定床反应器。

优选的，所述多级冷激式固定床反应器采用2～5段反应床进行反应，且两段反应之间采用1次冷激；所述多级冷激式固定床反应器的反应床进口温度为150～230℃，反应床出口温度为220～280℃。

优选的，所述氯乙烯合成反应器中装填有催化剂，所述催化剂采用活性碳载钡盐催化剂，如活性碳载氯化钡。

优选的，采用直接喷入液体二氯乙烷进行冷激。

优选的，所述气体混合罐中，二氯乙烷气相进料、乙炔以及来自喷淋工段的循环气的混合重量比为50～90：5～25：5～25。

优选的，所述氯乙烯合成反应器中，来自所述气体混合罐中混合气的进气速度控制在每立方米催化剂每小时处理10～100立方米原料混合气，所述各段反应的压力为0～0.12MPa。本发明中记载的压力均指表压。

优选的，当反应工段的二氯乙烷气相进料不足时，通过在次重组分精馏塔中引入二氯乙烷原料进行补充；由于工业级二氯乙烷纯度不高(99％)，因此二氯乙烷原料在次重组分精馏塔中可以脱除其中的轻组分杂质。

优选的，所述第一气液分离器的操作工艺参数为：-10～20℃，0～0.05MPa。

优选的，所述压缩机的操作工艺参数为：50～100℃，0.2～0.6MPa。

优选的，所述第二气液分离器的操作工艺参数为：-10～20℃，0.2～0.6MPa。

优选的，所述喷淋塔设有冷凝器，液态二氯乙烷进料经所述冷凝器冷却至-5～35℃后，再进入喷淋塔。

优选的，从喷淋塔上部进料的液态二氯乙烷与从喷淋塔下部进料的不凝气中的氯乙烯的质量比为1.5～4.0:1。

优选的，所述喷淋塔的塔顶设有塔顶冷却器，控制塔顶气体出口温度为-10～30℃，使从塔顶排出的气体中氯乙烯的重量组成下降到5％以下。

优选的，所述喷淋塔内装填有填料，分为上部填料层、中部填料层和下部填料层，所述填料可以是规整填料如格栅填料、波纹填料等；也可以是散装填料，如拉西环、鲍尔环、阶梯环填料等。

优选的，所述喷淋塔的中部设有循环冷却器，控制中部填料层的温度在0～40℃。

优选的，所述喷淋塔塔顶气体排出后，有80-97v％循环至气体混合罐，其余驰放到外界。更优选的，有85-95v％循环至气体混合罐，其余驰放到外界。驰放气的排放要先经过水碱洗，后经变压吸附回收乙炔、氯乙烯，最后才是惰性气体及微量没回收完的氯乙烯和乙炔一起排放。实际生产中刚开始生产时，惰性气体要累积，这时候需要将喷淋塔塔顶气体全部循环至气体混合罐，即100％循环。

优选的，所述轻组分精馏塔的操作工艺参数为：塔顶温度15～45℃，塔顶压力0.3～0.6MPa；塔釜温度45～75℃，塔釜压力0.8～1.2MPa。

优选的，所述氯乙烯精馏塔的操作工艺参数为：塔顶温度30～70℃，塔顶压力0.7～1.0MPa；塔釜温度150～180℃，塔釜温度0.6～0.9MPa。

优选的，所述次重组分精馏塔的操作工艺参数为：塔顶温度75～100℃，塔顶压力0.4～0.6MPa；塔釜温度110～140℃，塔釜压力0.4～0.7MPa。

优选的，所述二氯乙烷精馏塔的操作工艺参数为：塔釜温度控制在90～160℃，塔顶温度控制在85～150℃；塔釜压力控制在0.2～0.6MPa，塔顶压力控制在0.1～0.5MPa。

优选的，所述二氯乙烷精馏塔的塔顶设有回流冷却器Ⅰ，所述回流冷却器Ⅰ的回流比1.2～1.5；作用是将塔顶采出的气体部分冷凝后返回塔内，有助于增加分离效果。

优选的，所述二氯乙烷回收塔塔顶设回流冷却器Ⅱ，使塔顶采用的气相二氯乙烷液化后部分回流，部分采出循环利用。由于这部分二氯乙烷量较小，可以作为反应工段激冷二氯乙烷或喷淋工段的二氯乙烷吸收剂。塔顶采出比例为33-67％。所述回流冷却器Ⅱ的回流量是一直都固定存在的，返回至塔内在里面空循环。实际中，从二氯乙烷回收塔塔顶采用用于循环利用的量应该等于进料EDC的量，也就是进料多少就回收多少，即二氯乙烷回收塔能够全部回收来自二氯乙烷精馏塔塔釜物料中的二氯乙烷。

优选的，所述二氯乙烷回收塔的操作工艺参数为：塔釜温度为100～150℃，塔顶温度控制在75～90℃；塔釜压力控制在35～80KPa，塔顶压力为20～60KPa。

本发明技术效果及优点在于：

工艺尾气经喷淋处理后，由于二氯乙烷可选择性吸收氯乙烯，使尾气中的氯乙烯重量组成从40～90％下降到5％以下。循环至反应器的气体量成倍下降，大幅度提高了反应效率。同时，驰放气因氯乙烯含量减少，惰性气体含量大幅度提高，尾气处理量下降80％以上，效果十分明显。由于采用反应原料二氯乙烷作吸收剂不会引入其他杂质，且喷淋吸收后的二氯乙烷可以直接送入二氯乙烷精馏装置回收氯乙烯和二氯乙烷，既不增加设备也不会增加投资。

在乙炔和二氯乙烷催化重整制氯乙烯过程中，一方面过量未反应完的二氯乙烷需精馏循环使用。另一方面，工艺中采用二氯乙烷激冷固定床反应器和二氯乙烷喷淋吸收循环气中的氯乙烯，得到的二氯乙烷氯乙烯混合液也需精馏循环使用。生产过程中有大量的二氯乙烷溶液需经精馏分离出产品氯乙烯并回收二氯乙烷。通过本发明技术，采用同一套精馏装置可同时处理所有的二氯乙烷溶液，并将回收的二氯乙烷以气相形态直接送入下一步进料反应。既不额外增加精馏设备，又省了原料二氯乙烷汽化器的设备投资和能耗，大幅度降低了投资和总体能耗。

本方法中二氯乙烷精馏塔采用带压操作，确保了二氯乙烷的气相出料压力，为下一步二氯乙烷的投料反应提供了动力保障。而二氯乙烷回收塔则采用常压精馏，降低了精馏操作温度，使得富集后的重组分不容易结焦。另外，通过控制二氯乙烷精馏塔的进料流量和操作条件及二氯乙烷回收塔的处理负荷可确保二氯乙烷精馏塔气相出料的稳定性，以满足下一步反应的进料配比。

如果采用传统的二氯乙烷精馏方法，难以实现精馏汽化一体化的同时控制气相二氯乙烷的进料配比。通过本发明技术，既能实现节能降耗又有利于实现自动化控制。

附图说明

图1一种乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯工艺流程图；

图2喷淋塔示意图；

附图标记：

1、反应器1；2、反应器2；3、反应器3；4、反应器4；5、气体混合罐；6、第一气液分离器；7、压缩机；8、第二气液分离器；9、喷淋塔；10、液体混合罐；11、轻组分精馏塔；12、氯乙烯精馏塔；13、次重组分精馏塔；14、二氯乙烷精馏塔；15、二氯乙烷回收塔；16、塔顶回流冷却器Ⅰ；17、塔顶回流冷却器Ⅱ；18、冷凝器；19、塔顶冷却器；20、循环冷却器；21、上部填料层；22、中部填料层；23、下部填料层；

①激冷EDC进料；②喷淋塔循环气；③喷淋塔驰放气；④液体EDC进料；⑤乙炔进料；⑥气体EDC进料；⑦精制VCM出料；⑧次重组分出料；⑨回收的EDC；⑩重组分出料；EDC补充进料。

具体实施方式

以下通过特定的具体实例说明本发明的技术方案。应理解，本发明提到的一个或多个方法步骤并不排斥在所述组合步骤前后还存在其他方法步骤或在这些明确提到的步骤之间还可以插入其他方法步骤；还应理解，这些实施例仅用于说明本发明而不用于限制本发明的范围。而且，除非另有说明，各方法步骤的编号仅为鉴别各方法步骤的便利工具，而非为限制各方法步骤的排列次序或限定本发明可实施的范围，其相对关系的改变或调整，在无实质变更技术内容的情况下，当亦视为本发明可实施的范畴。

本发明提供一种乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯工艺，如图1所示，一般包括以下工艺步骤：

(1)反应工段：乙炔进料和二氯乙烷气相进料在气体混合罐中混合后，进入氯乙烯合成反应器反应生成氯乙烯；

作为优选的实施情况：反应工段利用乙炔和气相二氯乙烷催化重整合成氯乙烯；参考专利CN 102675035 B；氯乙烯合成反应器为多级冷激式固定床反应器；所述多级冷激式固定床反应器采用2～5段反应床进行反应，且两段反应之间采用1次冷激；所述多级冷激式固定床反应器的反应床进口温度为150～230℃，反应床出口温度为220～280℃；采用直接喷入液体二氯乙烷进行冷激。所述氯乙烯合成反应器中装填有活性碳载钡盐催化剂，如活性碳载氯化钡。

作为优选的实施情况：所述气体混合罐中，二氯乙烷气相进料、乙炔以及来自喷淋工段的循环气的混合重量比为50～90：5～25：5～25；作为优选的实施情况：所述氯乙烯合成反应器中，来自所述气体混合罐中混合气的进气速度控制在每立方米催化剂每小时处理10～100立方米原料混合气，所述各段反应的压力为0～0.12MPa；

(2)压缩冷凝工段：反应产物排出后在第一气液分离器中进行一级分离，分离的液体进入混合罐Ⅱ，分离的气体经压缩机压缩冷却后部分冷凝液化，然后进入第二气液分离器进行二级分离；二级分离的不凝气进入喷淋塔喷淋回收氯乙烯，分离的液体进入液体混合罐；

作为优选的实施情况：所述第一气液分离器的操作工艺参数为：T＝-10～20℃，P＝0～0.05MPa；所述压缩机的操作工艺参数为：T＝50～100℃，P＝0.2～0.6MPa；所述第二气液分离器的操作工艺参数为：T＝-10～20℃，P＝0.2～0.6MPa；(T指温度，P指压力)

该工段的主要作用：1.使得产品气中的大部分氯乙烯先液化并分离出来。2.为循环气提供动力源。3.有效地降低喷淋塔的处理负荷。

(3)喷淋回收氯乙烯工段：如图2所示，液态二氯乙烷进料从喷淋塔的上部进料，与来自气液分离器Ⅱ并从喷淋塔下部进料的不凝气进行逆流接触；吸收有氯乙烯的二氯乙烷从喷淋塔塔底排出至液体混合罐；喷淋塔塔顶气体排出后，少部分驰放到外界，其余循环至所述气体混合罐；

作为优选的实施情况：喷淋塔内装填有填料，分为上部填料层、中部填料层和下部填料层，所述填料可以是规整填料如格栅填料、波纹填料等；也可以是散装填料，如拉西环、鲍尔环、阶梯环填料等；

作为优选的实施情况：所述喷淋塔设有冷凝器，液态二氯乙烷进料经所述冷凝器冷却至-5～35℃后，再进入喷淋塔；

作为优选的实施情况：从喷淋塔上部进料的液态二氯乙烷与从喷淋塔下部进料的不凝气中的氯乙烯的质量比为1.5～4.0:1；

作为优选的实施情况：喷淋塔的塔顶设有塔顶冷却器，控制塔顶气体出口温度为-10～30℃，使从塔顶排出的气体中氯乙烯的重量组成下降到5％以下；

作为优选的实施情况：喷淋塔的中部设有循环冷却器，控制中部填料层的温度在0～40℃；

作为优选的实施情况：开工初始，惰性气体处于积累阶段，所以将喷淋塔塔顶气体100％循环，积累到一定程度后再进行部分驰放；稳定后，所述喷淋塔塔顶气体排出后，有80-97v％循环至气体混合罐，其余驰放到外界。更优选的，有85-95v％循环至气体混合罐；

(4)氯乙烯精制工段：液体混合罐中的混合液进入轻组分精馏塔，轻组分精馏塔精馏回收的轻组分循环至第二气液分离器，重组分进入氯乙烯精馏塔；氯乙烯精馏塔塔顶获得氯乙烯，塔釜重组分进入二氯乙烷精馏汽化一体化单元；

作为优选的实施情况：轻组分精馏塔的操作工艺参数为：塔顶T＝15～45℃，P＝0.3～0.6MPa；塔釜T＝45～75℃，P＝0.8～1.2MPa；

作为优选的实施情况：氯乙烯精馏塔的操作工艺参数为：塔顶T＝30～70℃，P＝0.7～1.0MPa；塔釜T＝150～180℃，P＝0.6～0.9MPa。

(5)二氯乙烷精馏汽化一体化工段：氯乙烯精馏塔塔釜重组分进入次重组分精馏塔，次重组分精馏塔塔顶回收的次重组分外排至储罐，塔釜重组分进入二氯乙烷精馏塔；二氯乙烷精馏塔塔顶采出气相二氯乙烷即所述反应工段的的二氯乙烷气相进料进入所述气体混合罐，塔釜重组分进入二氯乙烷回收塔；二氯乙烷回收塔塔顶回收过量的二氯乙烷，塔釜重组分统一收集处理；

作为优选的实施情况：次重组分精馏塔的操作工艺参数为：塔顶T＝75～100℃，P＝0.4～0.6MPa；塔釜T＝110～140℃，P＝0.4～0.7MPa。

当反应工段的二氯乙烷气相进料不足时，通过在次重组分精馏塔中引入二氯乙烷原料进行补充；由于工业级二氯乙烷纯度不高(99％)，而次重组分精馏塔可以脱除二氯乙烷原料中的轻组分杂质；

作为优选的实施情况：二氯乙烷精馏塔的操作工艺参数为：塔釜温度控制在90～160℃，塔顶温度控制在85～150℃；塔釜压力控制在0.2～0.6MPa之间，塔顶压力控制在0.1～0.5MPa之间；所述二氯乙烷精馏塔的塔顶设有回流冷却器Ⅰ，所述回流冷却器Ⅰ的回流比为1.2-1.5。

作为优选的实施情况：所述二氯乙烷回收塔的操作工艺参数为：塔釜温度为100～150℃，塔顶温度控制在75～90℃；塔釜压力控制在35～80KPa之间，塔顶压力为20～60KPa；所述二氯乙烷回收塔塔顶设回流冷却器Ⅱ，使塔顶采用的气相二氯乙烷液化后部分回流，部分采出循环利用。由于这部分二氯乙烷量较小，可以作为反应工段激冷二氯乙烷或喷淋工段的二氯乙烷吸收剂。采出循环利用的部分的比例为33～67％。

以下通过具体实施例对本发明所述的乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯工艺进行进一步的阐释。

实施例1

来自二氯乙烷精馏塔塔顶的气相二氯乙烷(纯度：wt＝99.93％)与原料乙炔以及来自喷淋塔塔顶的循环气(重量组成(wt％)：氯乙烯＝1.94％、二氯乙烷＝3.83％、乙炔＝49.06％、氯化氢＝19.45％、氮氧＝25.71％；杂质0.01％)按重量比83.36％：10.55％：6.09％在气体混合罐中混合后，按总流量26398.23kg/h的处理速度(每吨催化剂每天处理混合气量4.224吨)，进入5段冷激式固定床反应器(进口温度188℃，出口温度230℃，内装活性碳载氯化钡催化剂，各段压力控制在0.8MPa)；两段反应之间采用液态二氯乙烷(温度25℃)进行1次冷激。

反应产物(流量：31917.54kg/h，重量组成(wt％)：氯乙烯＝39.85％、二氯乙烷＝54.71％、乙炔＝2.75％、氯化氢＝1.09％、氮氧＝1.44％、杂质＝0.26％；)采出后首先经第一气液分离器在0℃条件下进行气液分离，分离的液体进入液体混合罐，分离的气体经压缩机压缩处理，出口条件控制为T＝67℃，P＝0.4MPa后进入第二气液分离器，第二气液分离器分离的液体进入液体混合罐，分离的气体(流量：4587.23kg/h，重量组成(wt％)：氯乙烯＝59.95％、二氯乙烷＝0.03％、乙炔＝21.29％、氯化氢＝8.08％、氮氧＝10.05％，杂质＝0.6％；)进入喷淋工段回收氯乙烯；

喷淋塔中部设塔中回流冷却器，控制中部填料层温度为22℃；第二气液分离器分离的气体从喷淋塔的下部进料，与从上部进料的二氯乙烷原料(流量5500.08kg/h，纯度：wt＝99.93％，被冷凝器冷却至0℃进料)逆流接触，喷淋塔塔顶不凝气经塔顶冷却器冷却至10℃出料，其中流量1607.85kg/h的气体(重量组成(wt％)：氯乙烯＝1.94％、二氯乙烷＝3.83％、乙炔＝49.06％、氯化氢＝19.45％、氮氧＝25.71％，杂质0.01％)循环至气体混合罐，其余178.65kg/h流量的气体驰放到外界；喷淋塔塔底吸收有氯乙烯的二氯乙烷(流量：8300.81kg/h，重量组成(wt％)：氯乙烯＝32.71％、二氯乙烷＝65.39％、乙炔＝1.21％、氯化氢＝0.28％、氮氧＝0.025％、杂质＝0.38％；)进入氯乙烯精制工段；

来自液体混合灌的液相物料首先进入轻组分精馏塔(操作参数：塔顶T＝30.4℃，P＝0.455MPa；塔釜T＝62.4℃，P＝1.0MPa)，塔顶分离出轻组分(组成：重量组成(wt％)：氯乙烯＝62.62％、二氯乙烷＝2.94％、乙炔＝21.38％、氯化氢＝13.02％、氮氧＝0.02％、杂质＝0.02％；)送入第二气液分离器，塔釜重组分进入氯乙烯精馏塔(操作参数：塔顶T＝44.5℃，P＝0.95MPa；塔釜T＝166.4℃，P＝0.74MPa)，氯乙烯精馏塔塔顶分离出精制氯乙烯(流量：12682.37kg/h，组成：重量组成(wt％)：氯乙烯＝99.996％、杂质＝0.004％)用于聚合；氯乙烯精馏塔塔釜重组分进入二氯乙烷精馏汽化一体化工段；

氯乙烯精馏塔塔釜重组分首先进入次重组分精馏塔(操作参数：塔顶T＝92.0℃，P＝0.50MPa；塔釜T＝124.1℃，P＝0.53MPa)；次重组分精馏塔塔顶分出次重组分(重量组成(wt％)：1,1-二氯乙烷＝1.95％、氯仿＝29.01％、四氯化碳＝36.32％、1,2-二氯乙烷＝32.72％)，塔釜物料(流量：22937.09kg/h，组成：重量组成(wt％)：氯仿＝0.02％、四氯化碳＝0.02％、1,2-二氯乙烷＝99.83％、三氯乙烯＝0.12％、四氯乙烯＝0.01％；)进入二氯乙烷精馏塔进行二氯乙烷的精馏汽化一体化操作；二氯乙烷精馏塔塔顶(塔釜温度控制在127.2℃，塔顶温度控制在121.2℃；塔釜压力控制在0.40MPa，塔顶压力控制在0.28MPa)采出二氯乙烷精制气体(流量：22005.56kg/h，组成：重量组成(wt％)：1,2-二氯乙烷＝99.93％、氯仿＝0.02％、四氯化碳＝0.02％、三氯乙烯＝0.02％；)送入前述气体混合罐，塔釜液体进入二氯乙烷回收塔(塔釜温度为113.9℃，塔顶温度控制在86.6℃；塔釜压力控制在80KPa之间，塔顶压力为35KPa)；二氯乙烷回收塔塔顶回收的二氯乙烷(重量组成：1,2-二氯乙烷＝99.77％、三氯乙烯＝0.19％、四氯乙烯＝0.04％)经冷却器Ⅱ将塔顶出料冷凝至75℃，部分回流，其余902.71kg/h流量采出作为喷淋塔或激冷循环利用，塔釜重组分排出后统一收集处理。

实施例2

来自二氯乙烷精馏塔塔顶的气相二氯乙烷(纯度：wt＝99.93％)与原料乙炔以及来自喷淋塔塔顶的循环气(重量组成(wt％)：氯乙烯＝2.99％、二氯乙烷＝2.64％、乙炔＝41.96％、氯化氢＝19.75％、氮氧＝32.66％；)按重量比80.46：10.42：9.12在气体混合罐中混合后，按总流量30486.84kg/h的处理速度(每吨催化剂每天处理混合气量4.878吨)，进入5段冷激式固定床反应器(进口温度195℃，出口温度234℃，内装性碳载氯化钡催化剂，各段压力控制在0.8MPa)；两段反应之间采用液态二氯乙烷(温度25℃)进行1次冷激。

反应产物(流量：34014.08kg/h，重量组成(wt％)：氯乙烯＝42.92％、二氯乙烷＝48.53％、乙炔＝3.61％、氯化氢＝1.70％、氮氧＝2.81％、杂质＝0.42％；)采出后首先经第一气液分离器在0℃条件下进行气液分离，分离的液体进入液体混合罐，分离的气体经压缩机压缩处理，出口条件控制为T＝71℃，P＝0.4MPa后进入第二气液分离器，第二气液分离器分离的液体进入液体混合罐，分离的气体(流量：8713.68kg/h，重量组成(wt％)：氯乙烯＝55.88％、二氯乙烷＝0.03％、乙炔＝21.04％、氯化氢＝11.42％、氮氧＝11.44％；杂质＝0.19％)进入喷淋工段回收氯乙烯；

喷淋塔中部设塔中回流冷却器，控制中部填料层温度为9℃；第二气液分离器分离的气体从喷淋塔的下部进料，与从上部进料的二氯乙烷原料(流量＝7303.81kg/h，纯度：wt＝99.93％，被冷凝器冷却至-5℃进料)逆流接触，喷淋塔塔顶不凝气经塔顶回流冷却器冷却至5℃出料，其中流量2780.40kg/h流量的气体(氯乙烯＝2.99％、二氯乙烷＝2.45％、乙炔＝41.96％、氯化氢＝19.75％、氮氧＝32.66％、杂质＝0.19％)循环至气体混合罐，其余145.90kg/h流量的气体驰放到外界；喷淋塔塔底吸收有氯乙烯的二氯乙烷(流量：13091.38kg/h，重量组成(wt％)：氯乙烯＝36.53％、二氯乙烷＝55.22％、乙炔＝4.63％、氯化氢＝3.19％、氮氧＝0.32％、杂质＝0.11％；)进入氯乙烯精制工段；

来自液体混合灌的液相物料首先进入轻组分精馏塔(操作参数：塔顶T＝44.2℃，P＝0.528MPa；塔釜T＝70.32℃，P＝1.09MPa)，塔顶分离出轻组分(组成：重量组成(wt％)：氯乙烯＝56.79％、二氯乙烷＝2.98％、乙炔＝21.90％、氯化氢＝16.15％、氮氧＝2.16％、杂质＝0.02％；)，塔釜重组分进入氯乙烯精馏塔(操作参数：塔顶T＝46.5℃，P＝0.98MPa；塔釜T＝167.9℃，P＝0.77MPa)，氯乙烯精馏塔塔顶分离出精制氯乙烯(流量：14511.93kg/h，组成：重量组成(wt％)：氯乙烯＝99.996％、杂质＝0.004％)用于聚合；氯乙烯精馏塔塔釜重组分进入二氯乙烷精馏汽化一体化工段；

氯乙烯精馏塔塔釜重组分首先进入次重组分精馏塔(操作参数：塔顶T＝92.0℃，P＝0.50MPa；塔釜T＝124.1℃，P＝0.53MPa)，同时引入流量为1000kg/h的二氯乙烷原料(纯度wt＝99.83％)作为补充进料；次重组分精馏塔塔顶分出次重组分(重量组成(wt％)：1,1-二氯乙烷＝1.95％、氯仿＝29.01％、四氯化碳＝36.32％、1,2-二氯乙烷＝32.72％)，塔釜物料(流量：24675.43kg/h，组成：重量组成(wt％)：氯仿＝0.02％、四氯化碳＝0.02％、1,2-二氯乙烷＝99.83％、三氯乙烯＝0.12％、四氯乙烯＝0.01％；)，进入二氯乙烷精馏塔进行二氯乙烷的精馏一体化操作；二氯乙烷精馏塔塔顶(塔釜温度控制在127.2℃，塔顶温度控制在121.2℃；塔釜压力控制在0.40MPa之间，塔顶压力控制在0.28MPa之间)采出二氯乙烷精制气体(流量：24529.71kg/h，组成：重量组成(wt％)：氯仿＝0.02％、四氯化碳＝0.02％、1,2-二氯乙烷＝99.93％、三氯乙烯＝0.03％；)送入前述气体混合罐，塔釜液体进入二氯乙烷回收塔(塔釜温度为113.9℃，塔顶温度控制在86.6℃；塔釜压力控制在80KPa之间，塔顶压力为35KPa)；二氯乙烷回收塔塔顶回收的二氯乙烷(组成1,2-二氯乙烷＝99.77％、三氯乙烯＝0.19％、四氯乙烯＝0.04％)经冷却器Ⅱ将塔顶出料冷凝至75℃，部分回流，其余120.95kg/h流量采出作为喷淋塔或激冷循环利用，塔釜重组分排出后统一收集处理。

Claims (15)

1.一种乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯工艺，为采用二氯乙烷作为吸收剂，喷淋吸收乙炔和二氯乙烷无汞催化合成氯乙烯工艺压缩冷凝工段来的不凝气中的氯乙烯，然后将反应中过量的二氯乙烷以及喷淋吸收有氯乙烯的二氯乙烷都送入二氯乙烷精馏塔进行精制，二氯乙烷精馏塔塔顶气相二氯乙烷出料作为所述乙炔和二氯乙烷无汞催化合成氯乙烯工艺的原料。

2.如权利要求1所述的一种乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯工艺，其特征在于，具体包括以下步骤：

(1)反应工段：乙炔进料和二氯乙烷气相进料在气体混合罐中混合后，进入氯乙烯合成反应器反应生成氯乙烯；

(2)压缩冷凝工段：反应产物排出后在第一气液分离器中进行一级分离，分离的液体进入液体混合罐，分离的气体经压缩机压缩冷却后部分冷凝液化，然后进入第二气液分离器进行二级分离；二级分离的不凝气进入喷淋塔喷淋回收氯乙烯，分离的液体进入液体混合罐；

(3)喷淋回收氯乙烯工段：液态二氯乙烷进料从喷淋塔的上部进料，与来自第二气液分离器并从喷淋塔下部进料的不凝气进行逆流接触；吸收有氯乙烯的二氯乙烷从喷淋塔塔底排出至液体混合罐；喷淋塔塔顶气体排出后部分循环至所述气体混合罐，部分驰放到外界；

(4)氯乙烯精制工段：液体混合罐中的混合液进入轻组分精馏塔，轻组分精馏塔精馏回收的轻组分循环至第二气液分离器，重组分进入氯乙烯精馏塔；氯乙烯精馏塔塔顶获得氯乙烯，塔釜重组分进入二氯乙烷精馏汽化一体化工段；

(5)二氯乙烷精馏汽化一体化工段：氯乙烯精馏塔塔釜重组分进入次组分精馏塔，次重组分精馏塔塔顶回收的次重组分外排至储罐，塔釜重组分进入二氯乙烷精馏塔；二氯乙烷精馏塔塔顶采出气相二氯乙烷即所述反应工段的二氯乙烷气相进料进入所述气体混合罐，塔釜重组分进入二氯乙烷回收塔；二氯乙烷回收塔塔顶回收过量的二氯乙烷，塔釜重组分统一收集处理。

3.如权利要求2所述的一种乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯工艺，其特征在于，所述气体混合罐中，二氯乙烷气相进料、乙炔以及来自喷淋工段的循环气的混合质量之比为50～90：5～25：5～25。

4.如权利要求2所述的一种乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯工艺，其特征在于，所述多级冷激式固定床反应器采用2～5段反应床进行反应，且两段反应之间采用1次冷激；所述多级冷激式固定床反应器的反应床进口温度为150～230℃，反应床出口温度为220～280℃。

5.如权利要求2所述的一种乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯工艺，其特征在于，当反应工段的二氯乙烷气相进料不足时，通过在次重组分精馏塔中引入二氯乙烷原料进行补充。

6.如权利要求2所述的一种乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯工艺，其特征在于，包括以下特征中的任一项或多项：

(1)所述第一气液分离器的操作工艺参数为：-10～20℃，0～0.05MPa；

(2)所述压缩机的操作工艺参数为：50～100℃，0.2～0.6MPa；

(3)所述第二气液分离器的操作工艺参数为：-10～20℃，0.2～0.6MPa。

7.如权利要求2所述的一种乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯工艺，其特征在于，所述喷淋塔设有冷凝器，液态二氯乙烷进料经所述冷凝器冷却至-5～35℃后，再进入喷淋塔。

8.如权利要求2所述的一种乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯工艺，其特征在于，从喷淋塔上部进料的液态二氯乙烷与从喷淋塔下部进料的不凝气中的氯乙烯的质量比为1.5～4.0:1。

9.如权利要求2所述的一种乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯工艺，其特征在于，所述喷淋塔的塔顶设有塔顶冷却器，控制塔顶气体出口温度为-10～30℃。

10.如权利要求2所述的一种乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯工艺，其特征在于，所述喷淋塔内装填有填料，分为上部填料层、中部填料层和下部填料层。

11.如权利要求10所述的一种乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯工艺，其特征在于，所述喷淋塔的中部设有循环冷却器，控制中部填料层的温度在0～40℃。

12.如权利要求2所述的一种乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯工艺，其特征在于，所述喷淋塔塔顶气体排出后，有80-97v％循环至气体混合罐，其余驰放到外界。

13.如权利要求2所述的一种乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯工艺，其特征在于，包括以下特征中的任一项或多项：

(1)所述轻组分精馏塔的操作工艺参数为：塔顶温度15～45℃，塔顶压力0.3～0.6MPa；塔釜温度45～75℃，塔釜压力0.8～1.2MPa；

(2)所述氯乙烯精馏塔的操作工艺参数为：塔顶温度30～70℃，塔顶压力0.7～1.0MPa；塔釜温度150～180℃，塔釜温度0.6～0.9MPa；

(3)所述次重组分精馏塔的操作工艺参数为：塔顶温度75～100℃，塔顶压力0.4～0.6MPa；塔釜温度110～140℃，塔釜压力0.4～0.7MPa；

(4)所述二氯乙烷精馏塔的操作工艺参数为：塔釜温度控制在90～160℃，塔顶温度控制在85～150℃；塔釜压力控制在0.2～0.6MPa，塔顶压力控制在0.1～0.5MPa；

(5)所述二氯乙烷回收塔的操作工艺参数为：塔釜温度为100～150℃，塔顶温度控制在75～90℃；塔釜压力控制在35～80KPa，塔顶压力为20～60KPa。

14.如权利要求13所述的一种乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯工艺，其特征在于，所述二氯乙烷精馏塔的塔顶设有回流冷却器Ⅰ，所述回流冷却器Ⅰ的回流比为1.2～1.5。

15.如权利要求13所述的一种乙炔和二氯乙烷催化重整生产氯乙烯工艺，其特征在于，所述二氯乙烷回收塔塔顶设回流冷却器Ⅱ，使塔顶采用的气相二氯乙烷液化后部分回流，部分采出循环利用。