CN109180417A - 一种利用低纯度氯气生产二氯乙烷edc的方法和系统 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种利用低纯度氯气生产二氯乙烷EDC的方法和系统，所述方法包括，氯气干燥步骤S1：通过氯气干燥塔对低纯度氯气进行干燥；氯气提纯步骤S2：通过对干燥后的氯气进行液化、气液分离、液氯气化、加压等步骤进行提纯，以形成精氯气；氯气反应步骤S3：将精氯气和乙烯通入氯化反应器进行反应，得到粗EDC，再通过EDC高沸塔除去高沸物后，得到精EDC。本发明将低纯度氯气转化成了附加值较高的二氯乙烷EDC，提高了氯气利用率，减少了氢氧化钠的使用。本发明通过对低纯度氯气干燥、提纯，减少了氯气在生产EDC过程中对设备、管道的腐蚀，从而提高所产EDC质量及提高生产过程中的安全性和可靠性，具有良好的应用前景。

Description

一种利用低纯度氯气生产二氯乙烷EDC的方法和系统

技术领域

本发明属于化工生产资源综合利用领域，特别是涉及一种利用低纯度氯气生产EDC的系统和方法。

背景技术

氯气是一种强的氧化剂而且价格低廉，因此它具有广泛的实际用途。然而，氯气又是一种有毒气体，因此化工生产过程中产生的废氯气通常都需要经过回收和再利用处理。传统工艺中低纯度的氯气通常用氢氧化钠进行吸收，产生次氯酸钠，不仅浪费了低纯度的氯气、而且还消耗了氢氧化钠。此外，低纯度的废氯气，特别是低纯度湿氯气在下一步的再利用处理过程中可能会对设备、管道产生腐蚀，影响生产过程的安全性。

因此，探索低纯度废氯气的回收利用，实现低纯度废氯气安全、高效率的回收利用已成为本领域的重要课题。

发明内容

针对以上问题，本发明的目的在于提供一种将低纯度氯气经过处理后用于EDC的生产的方法和系统，不仅减少了氢氧化钠的使用，而且还将氯气转化成了附加值较高的二氯乙烷(EDC)。此外，本发明通过对低纯度氯气干燥、提纯，减少了氯气在生产EDC过程中对设备、管道的腐蚀，从而提高所产EDC质量及提高生产过程中的安全系数。

为了实现上述目的，本发明提供如下技术方案：

根据本发明的第一个方面，提供了一种利用低纯度氯气生产二氯乙烷 EDC的方法，所述方法包括以下步骤：

氯气干燥步骤S1：低纯度氯气进入氯气干燥塔进行干燥；

氯气提纯步骤S2：干燥后的所述氯气进入氯气液化器，所述氯气的一部分生成液氯，从而形成气液混合物；所述氯气液化器排出的气液混合物进入气液分离器，将氯气和所述液氯分离；分离后的所述液氯进入液氯储罐，经液氯提压泵送入液氯气化器，以对所述液氯进行气化，以形成精氯气；所述精氯气通过高压氯压机进行输送；

氯气反应步骤S3：将所述精氯气和乙烯通入氯化反应器，生成粗EDC；所述粗EDC以气态的形式进入EDC高沸塔，除去高沸物后得到精EDC。

根据本发明第一个方面的一种实施方式，在所述氯气干燥步骤S1中，通过所述氯气冷却器对100-150℃的低纯度湿氯气进行冷却，将所述氯气冷却至 55-60℃；

冷却后的所述氯气进入一级氯气干燥塔，通过与浓度为75％的稀硫酸接触进行干燥；从所述一级氯气干燥塔出来的所述氯气进入二级氯气干燥塔，通过与浓度为93％的硫酸接触进行干燥；从所述二级氯气干燥塔出来的所述氯气进入三级氯气干燥塔，通过与浓度为95％的浓硫酸接触进行干燥；

从所述三级氯气干燥器出来的所述氯气经过酸雾捕集器过滤酸雾，所述氯气的含水量降至50ppm以下；

经过过滤的所述氯气进入氯气压缩机进行加压，加压后所述氯气压力为 0.1-0.2Mpa，温度为35-45℃。

根据本发明第一个方面的一种实施方式，在所述氯气干燥步骤S1中，所述稀硫酸通过稀硫酸循环泵送入稀硫酸循环冷却器，冷却的所述稀硫酸进入所述一级氯气干燥塔；所述硫酸通过硫酸循环泵送入硫酸循环冷却器，冷却的所述硫酸进入所述二级氯气干燥塔；所述浓硫酸通过浓硫酸循环泵送入浓硫酸循环冷却器，冷却的所述浓硫酸进入所述三级氯气干燥塔。

根据本发明第一个方面的一种实施方式，在氯气提纯步骤S2中，干燥后的压力为0.13Mpa、温度为40℃的所述氯气进入氯气液化器，在温度为-22℃的低温下将一部分所述氯气冷凝成液氯，从而形成气液混合物；

所述氯气液化器排出的所述气液混合物进入气液分离器，所述气液混合物分离为氯气和所述液氯；

分离后的所述液氯进入液氯储罐，所述液氯经液氯提压泵送入液氯气化器，采用温度为100℃、压力为110KPa的低压蒸汽将所述液氯进行气化，以形成精氯气；

所述精氯气经过精氯气缓冲罐进行缓冲，缓冲后通过氯压机加压后，将压力提高到0.7MPa。

根据本发明第一个方面的一种实施方式，在氯气提纯步骤S2中，所述氯气液化器通过氟利昂制冷，所述氟利昂由氟利昂螺杆压缩机组送至所述氯气液化器，与所述氯气换热气化后返回所述氟氯昂压缩机组，气相氟利昂被压缩冷凝，循环使用；

所述氯气液化器底部的污液进入排污处理罐，用浓度为15％的稀碱液吸收处理。

根据本发明第一个方面的一种实施方式，所述排污处理罐中的稀碱液吸收液通过排污泵送至废氯气处理工艺的碱液高位槽。

根据本发明第一个方面的一种实施方式，在氯气提纯步骤S2中，在所述气液分离器中经过气液分离产生的废氯气进入一级废氯气吸收塔，通过与稀碱液接触进行吸收；

从所述一级废氯气吸收塔出来的所述废氯气进入二级废氯气吸收塔，通过与稀碱液接触进行吸收；

从所述二级废氯气吸收塔出来的所述废氯气通过引风机抽出排空；

从所述一级废氯气吸收塔和二级废氯气吸收塔出来的次氯酸钠溶液通过次氯酸钠成品泵送入次氯酸钠储罐。

根据本发明第一个方面的一种实施方式，在氯气提纯步骤S2中，所述稀碱液从碱液高位槽自流入所述一级废氯气吸收塔和所述二级废氯气吸收塔；

所述稀碱液从一级碱液循环槽中通过一级碱液循环泵送入一级碱液冷却器，冷却的所述稀碱液进入所述一级废氯气吸收塔；

所述稀碱液从二级碱液循环槽中通过二级碱液循环泵送入二级碱液冷却器，冷却的所述稀碱液进入所述二级废氯气吸收塔。

根据本发明第一个方面的一种实施方式，在所述氯气反应步骤S3中，将压力为0.7MPa的所述精氯气和0.6MPa的乙烯通入充满液态二氯乙烷的氯化反应器，以液态二氯乙烷为反应介质，以三氯化铁为催化剂，通过鼓泡反应生成粗EDC；

所述粗EDC在所述氯化反应器中被自身反应所放出的热量气化，以气态的形式进入EDC高沸塔，在EDC高沸塔中除去反应生成的高沸物后，经过侧线提馏得到精EDC；

所述EDC高沸塔中的所述高沸物进入真空塔，回收所述高沸物中的 EDC，回收的所述EDC和所述EDC高沸塔产出的所述EDC混合后储存至 EDC储罐；

所述真空塔中回收完EDC的所述高沸物进入高沸物储罐。

根据本发明的第二个方面，提供了一种利用低纯度氯气生产二氯乙烷 EDC的系统，其中包括：

氯气干燥塔，用于对低纯度氯气进行干燥；

氯气液化器，所述氯气液化器用于对干燥后的所述氯气进行液化，所述氯气的一部分生成液氯，从而形成气液混合物；

气液分离器，所述气液分离器连接于氯气液化器之后，用于将所述氯气液化器排出的气液混合物分离成氯气和所述液氯；

液氯储罐，所述液氯储罐连接于气液分离器之后，用于接收和存储分离后的所述液氯；

液氯提压泵，所述液氯提压泵连接于液氯储罐之后；用于输送液氯储罐中的所述液氯；

液氯气化器，所述液氯气化器位于液氯提压泵之后，用于对所述液氯提压泵送入的所述液氯进行气化，以形成精氯气；

高压氯压机，所述高压氯压机连接于液氯气化器之后，用于对所述精氯气进行输送；

氯化反应器，所述氯化反应器连接于高压氯压机之后，所述氯化反应器是将所述精氯气和乙烯通入氯化反应器进行反应，从而生成粗EDC；

EDC高沸塔，所述EDC高沸塔与氯化反应器顶部相连，用于去除反应生成的高沸物，得到精EDC。

根据本发明第二个方面的一种实施方式，进一步包括，氯气冷却器，所述氯气冷却器用于对100-150℃的低纯度湿氯气进行冷却，将所述氯气冷却至 55-60℃；

一级氯气干燥塔，所述一级氯气干燥塔下部与氯气冷却器相连，冷却后的所述氯气进入所述一级氯气干燥塔下部，通过与浓度为75％的稀硫酸接触进行干燥；

二级氯气干燥塔，所述二级氯气干燥塔下部与所述一级氯气干燥塔顶部相连，从所述一级氯气干燥塔顶部出来的所述氯气进入二级氯气干燥塔下部，通过与浓度为93％的硫酸接触进行干燥；

三级氯气干燥塔，所述三级氯气干燥塔下部与所述二级氯气干燥塔顶部相连，从所述二级氯气干燥塔顶部出来的所述氯气进入三级氯气干燥塔下部，通过与浓度为95％的浓硫酸接触进行干燥；

酸雾捕集器，所述酸雾捕集器连接于所述三级氯气干燥塔之后，从所述三级氯气干燥塔顶部出来的所述氯气经过所述酸雾捕集器过滤酸雾，将所述氯气的含水量降至50ppm以下；

氯气压缩机，所述氯气压缩机位于所述酸雾捕集器之后，用于对经过过滤的所述氯气进行加压，以使所述氯气压力达到0.1-0.2Mpa，温度为35-45℃。

根据本发明第二个方面的一种实施方式，所述一级氯气干燥器配备有稀硫酸循环泵和稀硫酸循环冷却器，所述二级氯气干燥塔配备有硫酸循环泵和硫酸循环冷却器，所述三级氯气干燥器配备有浓硫酸循环泵和浓硫酸循环冷却器；

所述稀硫酸循环泵将稀硫酸送入所述稀硫酸循环冷却器，冷却的所述稀硫酸进入所述一级氯气干燥塔；所述硫酸循环泵将硫酸送入所述硫酸循环冷却器，冷却的所述硫酸进入所述二级氯气干燥塔；所述浓硫酸循环泵将浓硫酸送入所述浓硫酸循环冷却器，冷却的所述浓硫酸进入所述三级氯气干燥塔。

根据本发明第二个方面的一种实施方式，所述氯气液化器温度为-22℃，将干燥后的压力为0.13Mpa、温度为40℃的所述氯气冷凝成液氯，从而形成气液混合物；所述液氯气化器的热源采用温度为100℃、压力为110KPa的低压蒸汽；

进一步包括精氯气缓冲罐，所述精氯气缓冲罐位于所述液氯气化器和高压氯压机之间，用于对所述精氯气进行缓冲，缓冲后通过氯压机加压后，将所述精氯气压力提高到0.7MPa。

根据本发明第二个方面的一种实施方式，其还包括，氟利昂螺杆压缩机组，所述氟利昂螺杆压缩机组与氯气液化器相连，用于对氯气液化器制冷，所述氟利昂螺杆压缩机组将氟利昂送至所述氯气液化器，所述氟利昂与所述氯气换热气化后返回所述氟氯昂压缩机组，气相氟利昂被压缩冷凝，循环使用；

排污处理罐，所述排污处理罐与氯气液化器底部相连，所述氯气液化器底部的污液进入所述排污处理罐，用浓度为15％的稀碱液吸收处理。

根据本发明第二个方面的一种实施方式，进一步包括：排污泵，所述排污泵位于排污处理罐之后，用于排出和输送所述排污处理罐中的稀碱液吸收液；碱液高位槽，所述碱液高位槽位于排污泵之后，用于接收和储存所述稀碱液吸收液。

根据本发明第二个方面的一种实施方式，进一步包括，一级废氯气吸收塔、二级废氯气吸收塔、引风机、次氯酸钠成品泵、次氯酸钠储罐；

所述一级废氯气吸收塔下部与所述气液分离器相连，所述气液分离器中经过气液分离产生的废氯气进入一级废氯气吸收塔，通过与稀碱液接触进行吸收；

所述二级废氯气吸收塔下部与所述一级废氯气吸收塔塔顶相连，从所述一级废氯气吸收塔塔顶出来的所述废氯气进入所述二级废氯气吸收塔下部，通过与稀碱液接触进行吸收；

所述引风机与所述二级废氯气吸收塔塔顶相连，从所述二级废氯气吸收塔出来的所述废氯气通过所述引风机抽出排空；

所述次氯酸钠储罐通过次氯酸钠成品泵与一级废氯气吸收塔塔底和二级废氯气吸收塔塔底相连，从所述一级废氯气吸收塔和二级废氯气吸收塔出来的次氯酸钠溶液通过次氯酸钠成品泵送入次氯酸钠储罐。

根据本发明第二个方面的一种实施方式，其中，进一步包括碱液高位槽，一级碱液循环槽、一级碱液循环泵、一级碱液冷却器、二级碱液循环槽、二级碱液循环泵、二级碱液冷却器，

所述碱液高位槽的位置高于所述一级废氯气吸收塔和所述二级废氯气吸收塔的最高点，与所述一级废氯气吸收塔塔顶和所述二级废氯气吸收塔塔顶相连，所述稀碱液从碱液高位槽自流入所述一级废氯气吸收塔和所述二级废氯气吸收塔；

所述一级废氯气吸收塔配备有一级碱液循环槽、一级碱液循环泵、一级碱液冷却器，所述稀碱液从所述一级碱液循环槽中通过所述一级碱液循环泵送入所述一级碱液冷却器，冷却的所述稀碱液进入所述一级废氯气吸收塔；

所述二级废氯气吸收塔配备有二级碱液循环槽、二级碱液循环泵、二级碱液冷却器，所述稀碱液从所述二级碱液循环槽中通过所述二级碱液循环泵送入所述二级碱液冷却器，冷却的所述稀碱液进入所述二级废氯气吸收塔。

根据本发明第二个方面的一种实施方式，还包括，真空塔、高沸塔侧线抽提泵、EDC产品冷却器、EDC储罐、高沸物储罐，

所述氯化反应器内充满液态二氯乙烷，以三氯化铁为催化剂，通过对其中压力为0.7MPa的所述精氯气和0.6MPa的乙烯进行鼓泡反应，从而生成粗 EDC；

所述高沸塔侧线抽提泵与所述EDC高沸塔相连，所述EDC产品冷却器连接于所述高沸塔侧线抽提泵之后，所述粗EDC在所述氯化反应器中被自身反应所放出的热量气化，以气态的形式进入EDC高沸塔，在EDC高沸塔中除去反应生成的高沸物后，依次经过所述高沸塔侧线抽提泵和EDC产品冷却器得到精EDC；

所述真空塔，与EDC高沸塔底部相连，用于回收所述EDC高沸塔塔底流出的所述高沸物中的EDC，回收的所述EDC和所述EDC高沸塔产出的所述精EDC混合后储存至EDC储罐；

所述高沸物储罐与所述真空塔相连，用于收集和存储所述真空塔中回收完EDC的所述高沸物。

本发明的有益效果是将低纯度氯气转化成了附加值较高的二氯乙烷 (EDC)，提高了氯气利用率，减少了氢氧化钠的使用，而且本发明通过对低纯度氯气进行干燥、提纯，使其氯气的纯度能够达到99.9％以上，减少了氯气中的杂质和含氧量，使其进一步降低了和乙烯反应后的尾气中的杂质和含氧量，确保了EDC生产过程中的安全性和可靠性，具有良好的应用前景。

附图说明

图1示出了本发明的一种利用低纯度氯气生产EDC的方法的流程图；

图2示出了本发明的一种利用低纯度氯气生产EDC的方法的各步骤分解图；

图3示出了本发明的一种利用低纯度氯气生产EDC的方法的氯气干燥步骤的一种实施方式；

图4示出了本发明的一种利用低纯度氯气生产EDC的方法的氯气干燥步骤中酸吸收过程示意图；

图5示出了本发明的一种利用低纯度氯气生产EDC的方法的氯气液化步骤的一种实施方式；

图6示出了本发明的一种利用低纯度氯气生产EDC的方法的氯气提纯步骤中污液处理过程示意图；

图7示出了本发明的一种利用低纯度氯气生产EDC的方法的氯气提纯步骤中废氯气处理过程示意图；

图8示出了本发明的一种利用低纯度氯气生产EDC的系统示意图；

图9示出了本发明的一种利用低纯度氯气生产EDC的系统的氯化反应设备示意图。

附图标记说明

M1-氯气干燥塔，M2-氯气液化器，

M3-气液分离器，M4-液氯储罐，

M5-液氯提压泵，M6-液氯气化器，

M7-高压氯压机，M8-氯化反应器，

M9-EDC高沸塔，M10-真空塔，

M11-高沸塔侧线抽提泵，M12-EDC产品冷却器，

M13-EDC储罐，M14-高沸物储罐，

S1-氯气干燥步骤，S2-氯气提纯步骤，

S3-氯气反应步骤。

具体实施方式

下面结合附图对本发明的较佳实施例进行详细阐述，参考标号是指本发明中的组件、技术，以便本发明的优点和特征在适合的环境下实现能更易于被理解。在下述本发明的实施方式中描述的具体的实施例仅作为本发明的具体实施方式的示例性说明，而不构成对本发明范围的限制。

下面结合附图和具体的实施方式对本发明作进一步的描述。

图1为根据本发明的一种利用低纯度氯气生产EDC的方法的流程图。

如图1所示，所述一种利用低纯度氯气生产EDC的方法包括以下步骤：

氯气干燥步骤S1；氯气提纯步骤S2；氯气反应步骤S3。

图2为根据本发明的一种利用低纯度氯气生产EDC的方法的各步骤分解图。

图8为根据本发明的一种利用低纯度氯气生产EDC的系统示意图。结合图2和图8对本发明进行具体说明：

如图2和图8所示，一种利用低纯度氯气生产二氯乙烷EDC的方法和系统，具体说明如下：

氯气干燥步骤S1：低纯度氯气进入氯气干燥塔M1进行干燥；

所述低纯度氯气是指纯度在75％至93％之间的氯气，比如电解水氯镁石生产过程中产生的废氯气；

所述氯气干燥塔M1，可采用板式塔、填料塔等类型，本实施例主要采用填料塔，填料类型为CPVC拉西环；

氯气提纯步骤S2，包括：步骤S21：干燥后的所述氯气进入氯气液化器 M2进行液化，所述氯气的一部分生成液氯，从而形成气液混合物；

所述气液混合物包括一部分液氯和一部分未液化的氯气；

所述氯气液化器M2是列管式换热器，管程中为氯气，壳程中为制冷剂，采用间接换热的形式，所述氯气液化器M2选用16MnR材质，具有强度高、塑性韧性好等优点；

步骤S22：所述氯气液化器M2排出的气液混合物进入气液分离器M3，将氯气和所述液氯分离；所述气液分离器M3连接于氯气液化器M2之后；

所述气液分离器M3，采用立式容器，容器材质选用16MnR，具有强度高、塑性韧性好等优点，所述气液分离器M3用于分离气态的氯气跟液态的氯气；

步骤S23：分离后的所述液氯进入液氯储罐M4；所述液氯储罐M4连接于气液分离器M3之后，用于接收和存储分离后的所述液氯；

所述液氯储罐M4为真空、双层卧式容器，材质为16MnDR；

步骤S24：经液氯提压泵M5送入液氯气化器M6，以对所述液氯进行气化，以形成精氯气；所述液氯提压泵M5连接于液氯储罐M4之后；用于输送液氯储罐M4中的所述液氯，所述液氯气化器M6位于液氯提压泵M5之后，用于对所述液氯提压泵M5送入的所述液氯进行气化，以形成精氯气；

所述液氯提压泵M5为屏蔽泵，主要为提压的作用，用提压泵的频率来控制泵出口的压力，达到控制的工艺指标；

所述液氯气化器M6，常用于氯碱行业，其作用是把液态的氯气转化为气态，本实施例采用立式管壳式换热器，材质为16MnDR/Monel400；

所述干燥后的氯气经过液化的过程，将所述氯气的一部分由气态转化为液态，而氯气中的杂质氧气并没有被液化，经过气液分离过程，杂质氧气和废氯气一起被分离出去，从而进一步降低了液氯中的含氧量；由于氧气不参与后续的氯气反应，如果氧含量高了，氯气反应步骤后所剩尾气中氧气的分压会上升，与没有反应完的乙烯等形成爆炸性混合物易发生爆炸；因此通过对所述氯气进行液化、气液分离、气化的步骤从而降低后续步骤中的含氧量，确保EDC生产过程的安全性，是非常重要的提纯步骤；

所述精氯气为纯度达到99.9％以上的氯气；

步骤S25：所述精氯气通过高压氯压机M7进行输送；所述高压氯压机 M7连接于所述液氯气化器M6之后，用于对所述精氯气进行输送；

所述高压氯压机M7，属于离心式压缩机，主要工作部件是高速旋转的叶轮和逐渐增加的扩压器，主要用于氯气的加压，具体可选用德国进口的西门子系列透平式氯气压缩机，采用四级压缩；

氯气反应步骤S3，包括：

步骤S31：将所述精氯气和乙烯通入氯化反应器M8进行反应，从而生成粗EDC；所述氯化反应器M8连接于高压氯压机M7之后；

所述氯化反应器M8，采用鼓泡反应器，是以液相为连续相，气相为分散相的气液反应器；本发明采用的鼓泡反应器由反应单元、汽液分离单元和液相回流单元组成；所述汽液分离单元位于所述反应单元上方，直径大于所述反应单元的直径，所述液相回流单元位于所述反应单元和所述汽液分离单元的一侧，与所述汽液分离单元和所述反应单元相连；在所述汽液分离单元的顶部设有一个填装有铁制拉西环的牺牲床，用于铁和氯气发生反应产生三氯化铁作为催化剂，简单的铁催化剂系统，不需要添加特殊的催化剂，降低了反应成本，所述牺牲床是设计用于腐蚀的部分，2-3年后根据腐蚀情况再次添加铁拉西环；所述反应单元的反应器为垂直列管式反应器，其中的反应介质以二氯乙烷为主，物料经过列管底部的物料分散管分散后进入反应器，所述物料分散管上设置有高速喷头，所述高速喷头的设计确保了乙烯和氯气的有效分解，反应效率高，只需在每2-3年进行一次维护检修；反应器上部延伸至直径较大的汽液分离单元，液相流过所述汽液分离单元中设置的溢流堰，这样可以在物料分散管和顶部液层之间保持一个稳定的液相层和稳定的差异升降运动；当液相流入所述汽液分离单元后，汽相就可以从中分离出来并离开所述氯化反应器M8，液相则由于重力作用通过所述液相回流单元回流至所述反应单元；氯气和乙烯反应产生的热量使产物二氯乙烷变成气态从汽液分离单元顶部离开；因为由反应产生的热量可以使五倍的二氯乙烷产物汽化，所以要维持反应进行，需要冷凝顶部的部分气态二氯乙烷并循环回流至反应器中，以及循环回流一些从低温直接氯化反应得到的液态原料，整个反应器的运行最终由塔底液相来控制；高温直接氯化反应的反应热100％完全有效的得到回收；蒸发的EDC直接进入EDC高沸塔M9，精馏得到EDC，使得EDC 精馏脱除重质组分不需要蒸汽，可以实现负荷降至设计能力的30％运行。

所述粗EDC是指纯度在80％左右，还有未反应的氯气、乙烯、生成的 EDC、三氯乙烷、乙炔、氧气、氮气、氯化铁、残留游离氯、HCl和氯代有机副产品等杂质的EDC混合物；

步骤S32：所述粗EDC以气态的形式进入EDC高沸塔M9，除去反应生成的高沸物后得到精EDC；所述EDC高沸塔M9与氯化反应器M8顶部相连，用于去除反应生成的高沸物，得到精EDC。

所述高沸塔M9，为板式精馏塔，壳体材质为碳钢，共45块筛板，其中顶部10块材料采用蒙乃尔Monel材料，其他筛板材质为SS410，塔底馏出沸点比EDC高的杂质；

所述高沸物，是指沸点比EDC高的杂质，比如三氯乙烷等；

所述精EDC是指除去沸点比EDC高的杂质后得到的纯度在96％以上的 EDC产品。

图3是本发明的一种利用低纯度氯气生产EDC的方法的氯气干燥步骤的一种实施方式示意图。如图所示，所述的氯气干燥步骤S1具体包括：

步骤S11：通过所述氯气冷却器对100-150℃的低纯度湿氯气进行冷却，将所述氯气冷却至55-60℃；

所述100-150℃的低纯度湿氯气，比如来源于电解水氯镁石的生产过程的低纯度湿氯气，是指温度范围在100-150℃之间任一数值的低纯度湿氯气，比如100℃、105℃、110℃、115℃、120℃、125℃、130℃、135℃、140℃、 145℃、150℃任一数值；

所述氯气冷却器可以通过循环水冷却、氟利昂冷却、气体冷却等冷却方式中的一种或多种进行冷却，将所述的100-150℃的低纯度湿氯气冷却至 55-60℃中的任一数值温度，比如55℃、55.5℃、56℃、56.5℃、57℃、57.5℃、 58℃、58.5℃、59℃、59.5℃、60℃任一数值；

步骤S12：冷却后的所述氯气进入一级氯气干燥塔，通过与浓度为75％的稀硫酸接触进行干燥；所述一级氯气干燥塔下部与氯气冷却器相连，冷却后的所述氯气进入所述一级氯气干燥塔下部；

所述稀硫酸从塔内上部喷淋而下，与所述氯气逆流接触吸收水分；

步骤S13：从所述一级氯气干燥塔出来的所述氯气进入二级氯气干燥塔，通过与浓度为93％的硫酸接触进行干燥；所述二级氯气干燥塔下部与所述一级氯气干燥塔顶部相连，从所述一级氯气干燥塔顶部出来的所述氯气进入二级氯气干燥塔下部；

所述硫酸从塔内上部喷淋而下，与所述氯气逆流接触吸收水分；

步骤S14：从所述二级氯气干燥塔出来的所述氯气进入三级氯气干燥塔，通过与浓度为95％的浓硫酸接触进行干燥；所述三级氯气干燥塔下部与所述二级氯气干燥塔顶部相连，从所述二级氯气干燥塔顶部出来的所述氯气进入三级氯气干燥塔下部；

所述浓硫酸从塔内上部喷淋而下，与所述氯气逆流接触吸收水分；

步骤S15：从所述三级氯气干燥器顶部出来的所述氯气经过酸雾捕集器过滤酸雾，所述氯气的含水量降至50ppm以下；所述酸雾捕集器连接于所述三级氯气干燥塔之后；

由于上述步骤中所述氯气经过三级氯气干燥塔与所述不同浓度硫酸逆流接触吸收水分，所以所述氯气中会夹带酸雾雾滴，酸性物料很容易腐蚀设备，所述酸雾捕集器的作用就是捕集上述过程中所述氯气所夹带的酸雾雾滴及剩余水汽等杂质，从而达到进一步干燥所述氯气和保证后续设备安全运行的目的；

步骤S16：经过过滤的所述氯气进入氯气压缩机进行加压，加压后所述氯气压力为0.1-0.2Mpa，温度为35-45℃；所述氯气压缩机位于所述酸雾捕集器之后；优选地，所述氯气经氯气压缩机加压后经氯气分配台输送至氯气提纯工艺S2；

加压后所述氯气压力为0.1-0.2Mpa之间任一数值的压力，比如0.11Mpa、0.12Mpa、0.13Mpa、0.14Mpa、0.15Mpa、0.16Mpa、0.17Mpa、0.18Mpa、0.19Mpa、 0.2Mpa任一数值；加压后的所述氯气温度为35-45℃之间任一数值温度，比如35℃、36℃、37℃、38℃、39℃、40℃、41℃、42℃、43℃、44℃、45℃任一数值；

所述氯气压缩机主要包括液环式、透平式，本实施例采用的氯气压缩机通常为德国进口的西门子系列透平式氯气压缩机，采用两级压缩，主要用于对氯气的加压。

图4示出了本发明的一种利用低纯度氯气生产EDC的方法的氯气干燥步骤S1中配备酸吸收过程的一种实施方式。如图所示，具体包括以下步骤：

上文中所述一级氯气干燥器配备有稀硫酸循环泵和稀硫酸循环冷却器，所述二级氯气干燥塔配备有硫酸循环泵和硫酸循环冷却器，所述三级氯气干燥器配备有浓硫酸循环泵和浓硫酸循环冷却器；

步骤S121：所述稀硫酸通过稀硫酸循环泵送入稀硫酸循环冷却器，冷却的所述稀硫酸进入所述一级氯气干燥塔；

所述稀硫酸循环泵为离心泵，材质为碳钢衬四氟，主要用于输送稀硫酸；

所述稀硫酸循环冷却器为板式换热器，工艺侧为稀硫酸，公用工程侧为 7度水，用稀硫酸干燥氯气时，降低稀硫酸的温度，能够更好的吸收氯气中的水分；

步骤S131：所述硫酸通过硫酸循环泵送入硫酸循环冷却器，冷却的所述硫酸进入所述二级氯气干燥塔；

所述硫酸循环泵为离心泵，材质为碳钢衬四氟，主要用于输送硫酸；

所述硫酸循环冷却器为板式换热器，工艺侧为硫酸，公用工程侧为7度水，用硫酸干燥氯气时，降低硫酸的温度，能够更好的吸收氯气中的水分；

步骤S141：所述浓硫酸通过浓硫酸循环泵送入浓硫酸循环冷却器，冷却的所述浓硫酸进入所述三级氯气干燥塔；

所述浓硫酸循环泵为离心泵，材质为碳钢衬四氟，主要用于输送浓硫酸；

所述浓硫酸循环冷却器为板式换热器，工艺侧为浓硫酸，公用工程侧为 7度水，用浓硫酸干燥氯气时，降低浓硫酸的温度，能够更好的吸收氯气中的水分。

根据本发明提供的一种利用低纯度氯气生产EDC的方法和系统的一个实施例，优选地，在氯气提纯步骤S2中包括，干燥后的压力为0.13Mpa、温度为40℃的所述氯气进入氯气液化器M2，在温度为-22℃的低温下将一部分所述氯气冷凝成液氯，从而形成气液混合物；

所述氯气液化器M2排出的所述气液混合物进入气液分离器M3，所述气液混合物分离为氯气和所述液氯；

分离后的所述液氯进入液氯储罐M4，所述液氯经液氯提压泵M5送入液氯气化器M6，采用温度为100℃、压力为110KPa的低压蒸汽将所述液氯进行气化，以形成精氯气，低压蒸汽加热有利于三氯化氮的分解，保证氯气气化过程的安全稳定运行；优选地，所述液氯气化器M6采用蒙乃尔材质；

所述液氯气化器M6采用立式管壳式换热器，管程中为低压蒸汽，壳程中为液氯，用低压蒸汽加热液氯，使液态变成气态；所述三氯化氮是在电解水氯镁石的过程中产生的氯气和氯化铵发生反应生成的三氯化氮，在氯气液化的过程中形成富集累积，通过低压蒸汽加热过程促进了三氯化氮的分解，从而保证氯气气化过程的安全稳定运行；

进一步包括精氯气缓冲罐，所述精氯气缓冲罐位于所述液氯气化器M6 和高压氯压机M7之间，用于对所述精氯气进行缓冲，缓冲后通过氯压机M7 加压后，将所述精氯气压力提高到0.7MPa。

所述精氯气缓冲罐，为卧式容器，材质为Q345R，主要用于缓冲液氯气化的氯气，保证出口压力平稳，使系统运行更稳定。

图5示出了本发明的一种利用低纯度氯气生产EDC的方法的氯气液化步骤S21的一种实施方式。如图所示，包括，步骤S211：所述氯气液化器M2 通过氟利昂制冷，所述氟利昂由氟利昂螺杆压缩机组送至所述氯气液化器 M2，与所述氯气换热气化后返回所述氟氯昂压缩机组，气相氟利昂被重新压缩冷凝后载冷进入氯气液化器M2循环使用；所述氟利昂螺杆压缩机组与氯气液化器M2相连；

所述氟利昂压缩机组为制冷机组，通过对气态的所述氯气降温使其变成液态的所述氯气，所述氟利昂压缩机组的工作原理为将液态的氟利昂R22作为制冷剂输送至所述氯气液化器M2，液态氟利昂吸热变成气态的氟利昂后返回至所述氟利昂螺杆压缩机组，所述氟利昂压缩机组将气态氟利昂压缩至液态，再次供至所述氯气液化器M2，循环使用；

步骤S212：进一步还包括排污处理罐，所述排污处理罐与氯气液化器 M2底部相连，所述氯气液化器M2底部的污液进入排污处理罐，用浓度为 15％的稀碱液吸收处理；

所述氯气液化器M2底部的污液是经一定周期积存的，通过自流入方式进入所述排污处理罐；所述污液是含有三氯化氮等杂质的溶液，所述浓度为 15％的稀碱液吸收处理污液的方式为：污液进入所述排污处理罐中用浓度为 15％的稀碱液吸收后连续进入所述排污处理罐进一步被碱液吸收、中和；

所述排污处理罐为卧式容器，材质为碳钢+环氧树脂。

优选地，如图6所示，在所述步骤S21中还包括步骤S213:所述排污处理罐中的稀碱液吸收液通过排污泵送至废氯气处理工艺的碱液高位槽；所述排污泵位于排污处理罐之后，用于排出和输送所述排污处理罐中的稀碱液吸收液；所述碱液高位槽位于排污泵之后，用于接收和储存所述稀碱液吸收液。

所述排污泵，为碳钢衬四氟离心泵，跟排污处理罐配合使用，主要用于 15％的稀碱液的循环和排出，可将稀碱液循环输送至所述排污处理罐，吸收排污处理罐内的三氯化氮；也可排出稀碱液送至所述碱液高位槽。

所述碱液高位槽位于废氯气处理工艺的最高点，为废氯气处理工艺提供稀碱液吸收液，节约成本；所述碱液高位槽材质为碳钢。

图7示出了本发明的一种利用低纯度氯气生产EDC的方法的氯气提纯步骤中废氯气处理过程示意图。如图所示，步骤S22进一步包括，

步骤S221：在所述气液分离器M3中经过气液分离产生的废氯气进入一级废氯气吸收塔，通过与稀碱液接触进行吸收；所述一级废氯气吸收塔下部与所述气液分离器M3相连，所述气液分离器M3中经过气液分离产生的废氯气进入一级废氯气吸收塔，通过与稀碱液接触进行吸收；

所述一级废氯气吸收塔采用填料塔形式，填料材质为硬PVC+FRP，用于稀碱液吸收废氯气的反应，产生次氯酸钠；

所述稀碱液从塔内上部喷淋而下，与所述氯气逆流接触迅速吸收；

所述废氯气还包括氯气液化、气化开停车过程中产生的废氯气，泄压事故氯气，以及低纯度氯气；

步骤S222：从所述一级废氯气吸收塔出来的所述废氯气进入二级废氯气吸收塔，通过与稀碱液接触进行吸收；所述二级废氯气吸收塔下部与所述一级废氯气吸收塔塔顶相连，从所述一级废氯气吸收塔塔顶出来的所述废氯气进入所述二级废氯气吸收塔下部，通过与稀碱液接触进行吸收；

所述二级废氯气吸收塔采用填料塔形式，填料材质为硬PVC+FRP，用于稀碱液吸收废氯气的反应，产生次氯酸钠；

所述稀碱液从塔内上部喷淋而下，与所述氯气逆流接触迅速吸收；

步骤S223：从所述二级废氯气吸收塔出来的所述废氯气通过引风机抽出排空；所述引风机与所述二级废氯气吸收塔塔顶相连；

所述引风机，是通过将废氯气总管抽负压，进而从二级废氯气吸收塔中抽取所述废氯气并排出的一种设备；优选地，所述引风机配备有两台，配备两台引风机的作用是当一台引风机因为故障不能工作时，另一台引风机可以正常运行，从而保证所述废氯气从所述二级废氯气吸收塔塔顶顺利排出，保证整个系统的正常运行；

步骤S224：从所述一级废氯气吸收塔和二级废氯气吸收塔出来的次氯酸钠溶液通过次氯酸钠成品泵送入次氯酸钠储罐；所述次氯酸钠储罐通过次氯酸钠成品泵与一级废氯气吸收塔塔底和二级废氯气吸收塔塔底相连；

所述次氯酸钠成品泵，材质为钢衬聚四氟CS/PTFE，作用是将废氯气和稀碱液反应生成的次氯酸钠输送至所述次氯酸钠储罐；

所述次氯酸钠储罐，是将吸收废氯气产生的次氯酸钠进行储存的非金属储罐设备；

所述次氯酸钠溶液是化工工业中经常使用的化学用品，适用于消毒、杀菌及水处理；优选地，当所述一级废氯气吸收塔塔底和二级废氯气吸收塔塔底出来的次氯酸钠溶液中有效氯含量达到10wt％时，为合格的次氯酸钠溶液，通过所述次氯酸钠成品泵将所述合格的次氯酸钠溶液送入所述次氯酸钠储罐，可用于其他化工生产工艺。

优选地，步骤S22中还包括，碱液高位槽，一级碱液循环槽、一级碱液循环泵、一级碱液冷却器、二级碱液循环槽、二级碱液循环泵、二级碱液冷却器，所述碱液高位槽的位置高于所述一级废氯气吸收塔和所述二级废氯气吸收塔的最高点，与所述一级废氯气吸收塔塔顶和所述二级废氯气吸收塔塔顶相连，所述稀碱液从碱液高位槽自流入所述一级废氯气吸收塔和所述二级废氯气吸收塔；

步骤S221中所述一级废氯气吸收塔配备有一级碱液循环槽、一级碱液循环泵、一级碱液冷却器，所述稀碱液从所述一级碱液循环槽中通过所述一级碱液循环泵送入所述一级碱液冷却器，冷却的所述稀碱液进入所述一级废氯气吸收塔；

步骤S222中所述二级废氯气吸收塔配备有二级碱液循环槽、二级碱液循环泵、二级碱液冷却器，所述稀碱液从所述二级碱液循环槽中通过所述二级碱液循环泵送入所述二级碱液冷却器，冷却的所述稀碱液进入所述二级废氯气吸收塔。

所述碱液高位槽中的稀碱液还可以是图6所示污液处理过程中得到的稀碱液吸收液，节约成本；

所述碱液高位槽材质为碳钢，设置的主要目的是废氯气处理过程中所述一级碱液循环泵或二级碱液循环泵出现故障或断电时，防止出现氯气泄漏事故，将碱液高位槽放置于最高处，跟所述一级碱液循环泵和所述二级碱液循环泵配合使用；当所述一级碱液循环泵或者所述二级碱液循环泵出现故障时，所述碱液高位槽的出口阀门自动打开，将碱液自流入所述一级废氯气吸收塔或所述二级废氯气吸收塔，防止氯气的泄漏，同时保证系统的正常运行。

所述碱液高位槽中的稀碱液浓度为14-16wt％之间任一浓度，比如 14wt％、14.5wt％、15wt％、15.5wt％、16wt％任一数值；优选地，所述碱液高位槽中的稀碱液浓度为14wt％；优选地，所述碱液高位槽中的稀碱液浓度为 15wt％；优选地，所述碱液高位槽中的稀碱液浓度为16wt％；

优选地，所述稀碱液为氢氧化钠溶液；

所述一级碱液循环槽，为立式容器，材质为PVC+FRP，用于所述一级废氯气吸收塔吸收氯气时所述稀碱液的供应；

所述一级碱液循环泵，为离心泵，材质为CS/PTFE，用于将所述一级碱液循环槽中的稀碱液输送至所述一级碱液冷却器；

所述一级碱液冷却器，材质为钛，用于冷却氯气跟稀碱液反应产生的热量，冷却后的稀碱液，吸收废氯气的效果更好，所述一级碱液冷却器通过循环水冷却；

所述二级碱液循环槽，为立式容器，材质为PVC+FRP，用于所述二级废氯气吸收塔吸收氯气时所述稀碱液的供应；

所述二级碱液循环泵，为离心泵，材质为CS/PTFE，用于将所述二级碱液循环槽中的稀碱液输送至所述二级碱液冷却器；

所述二级碱液冷却器，材质为钛，用于冷却氯气跟稀碱液反应产生的热量，冷却后的稀碱液，吸收废氯气的效果更好，所述二级碱液冷却器通过循环水冷却。

图9示出了本发明的一种利用低纯度氯气生产EDC的系统的氯化反应设备的一种实施方式示意图。如图所示，所述的利用低纯度氯气生产EDC的系统，还包括，真空塔M10、高沸塔侧线抽提泵M11、EDC产品冷却器M12、 EDC储罐M13、高沸物储罐M14，

所述氯化反应器M8内充满液态二氯乙烷，以三氯化铁为催化剂，通过对其中压力为0.7MPa的所述精氯气和0.6MPa的乙烯进行鼓泡反应，从而生成粗EDC；

所述高沸塔侧线抽提泵M11与所述EDC高沸塔M9相连，所述EDC产品冷却器M12连接于所述高沸塔侧线抽提泵M11之后，所述粗EDC在所述氯化反应器M8中被自身反应所放出的热量气化，以气态的形式进入EDC高沸塔M9，在EDC高沸塔M9中除去反应生成的高沸物后，依次经过所述高沸塔侧线抽提泵M11和EDC产品冷却器M12得到精EDC；

所述真空塔M10，与EDC高沸塔M9底部相连，用于回收所述EDC高沸塔M9塔底流出的所述高沸物中的EDC，回收的所述EDC和所述EDC高沸塔M9产出的所述精EDC混合后储存至EDC储罐M13；

所述高沸物储罐M14与所述真空塔M10相连，用于收集和存储所述真空塔中回收完EDC的所述高沸物。

所述氯化反应器M8，采用鼓泡反应器，是以液相为连续相，气相为分散相的气液反应器；本发明采用的鼓泡反应器由反应单元、汽液分离单元和液相回流单元组成；所述汽液分离单元位于所述反应单元上方，直径大于所述反应单元的直径，所述液相回流单元位于所述反应单元和所述汽液分离单元的一侧，与所述汽液分离单元和所述反应单元相连；在所述汽液分离单元的顶部设有一个填装有铁制拉西环的牺牲床，用于铁和氯气发生反应产生三氯化铁作为催化剂，简单的铁催化剂系统，不需要添加特殊的催化剂，降低了反应成本，所述牺牲床是设计用于腐蚀的部分，2-3年后根据腐蚀情况再次添加铁拉西环；所述反应单元的反应器为垂直列管式反应器，其中的反应介质以二氯乙烷为主，物料经过列管底部的物料分散管分散后进入反应器，所述物料分散管上设置有高速喷头，所述高速喷头的设计确保了乙烯和氯气的有效分解，反应效率高，只需在每2-3年进行一次维护检修；反应器上部延伸至直径较大的汽液分离单元，液相流过所述汽液分离单元中设置的溢流堰，这样可以在物料分散管和顶部液层之间保持一个稳定的液相层和稳定的差异升降运动；当液相流入所述汽液分离单元后，汽相就可以从中分离出来并离开所述氯化反应器M8，液相则由于重力作用通过所述液相回流单元回流至所述反应单元；氯气和乙烯反应产生的热量使产物二氯乙烷变成气态从汽液分离单元顶部离开；因为由反应产生的热量可以使五倍的二氯乙烷产物汽化，所以要维持反应进行，需要冷凝顶部的部分气态二氯乙烷并循环回流至反应器中，以及循环回流一些从低温直接氯化反应得到的液态原料，整个反应器的运行最终由塔底液相来控制；高温直接氯化反应的反应热100％完全有效的得到回收；蒸发的EDC直接进入EDC高沸塔M9，精馏得到EDC，使得EDC 精馏脱除重质组分不需要蒸汽，可以实现负荷降至设计能力的30％运行。

所述氯化反应器M8中氯化反应的反应条件为0.2Mpa、118℃，以二氯乙烷为反应介质，以三氯化铁为催化剂，压力为0.7MPa的所述精氯气和 0.6MPa的乙烯进行鼓泡反应，生成粗的EDC，所述粗EDC在氯化反应器 M8中被自身反应所放出的热量气化，以气态的形式从所述氯化反应器M8顶部馏出进入所述EDC高沸塔M9；

所述EDC高沸塔M9，为板式精馏塔，壳体材质为碳钢，共45块筛板，其中顶部10块材料采用蒙乃尔Monel材料，其他筛板材质为SS410，塔底馏出沸点比EDC高的杂质；

所述高沸物，是指沸点比EDC高的杂质，比如三氯乙烷等；

所述真空塔M10，材质是碳钢，有40块筛板塔，塔板型号是410SS，从所述EDC高沸塔M9塔底流出的高沸物杂质进入所述真空塔M10，通过所述真空塔M10塔底再沸器的蒸汽加热进一步将高沸物杂质中的EDC进行回收，回收后的EDC送至所述EDC储罐M13，塔底的高沸物送至高沸物储罐M14；

所述高沸塔侧线抽提泵M11，是将所述EDC高沸塔M9中精馏合格的精 EDC从第十块塔板处提馏出后输送至所述EDC产品冷却器；

所述EDC产品冷却器M12，是管壳式换热器，通过循环水冷却，将所述高沸塔侧线抽提泵M11送来的所述精EDC降温后送入所述EDC储罐M13；

所述精EDC是指除去沸点比EDC高的杂质后得到的纯度在96％以上的 EDC产品；

所述EDC储罐M13，是用于储存所述真空塔M10回收的所述EDC和所述EDC高沸塔M9产出的所述合格的精EDC；

所述高沸物储罐，是将所述真空塔M10塔底排出的回收完EDC的高沸物进行储存。

应该注意的是，上述实施例对本发明进行说明而不是对本发明进行限制，并且本领域技术人员在不脱离所附权利要求的范围的情况下可设计出替换实施例。在权利要求中，不应将位于括号之间的任何参考符号构造成对权利要求的限制。

Claims (10)

1.一种利用低纯度氯气生产二氯乙烷EDC的方法，其特征是，包括如下步骤：

氯气干燥步骤(S1)：

低纯度氯气进入氯气干燥塔进行干燥；

氯气提纯步骤(S2)：

干燥后的所述氯气进入氯气液化器，所述氯气的一部分生成液氯，从而形成气液混合物；

所述氯气液化器排出的气液混合物进入气液分离器，将氯气和所述液氯分离；

分离后的所述液氯进入液氯储罐，经液氯提压泵送入液氯气化器，以对所述液氯进行气化，以形成精氯气；

所述精氯气通过高压氯压机进行输送；

氯气反应步骤(S3)：

将所述精氯气和乙烯通入氯化反应器，生成粗EDC；

所述粗EDC以气态的形式进入EDC高沸塔，除去高沸物后得到精EDC。

2.根据权利要求1所述的利用低纯度氯气生产EDC的方法，其特征是，在所述氯气干燥步骤(S1)中，

通过所述氯气冷却器对100-150℃的低纯度湿氯气进行冷却，将所述氯气冷却至55-60℃；

冷却后的所述氯气进入一级氯气干燥塔，通过与浓度为75％的稀硫酸接触进行干燥；

从所述一级氯气干燥塔出来的所述氯气进入二级氯气干燥塔，通过与浓度为93％的硫酸接触进行干燥；

从所述二级氯气干燥塔出来的所述氯气进入三级氯气干燥塔，通过与浓度为95％的浓硫酸接触进行干燥；

从所述三级氯气干燥器出来的所述氯气经过酸雾捕集器过滤酸雾，所述氯气的含水量降至50ppm以下；

经过过滤的所述氯气进入氯气压缩机进行加压，加压后所述氯气压力为0.1-0.2Mpa，温度为35-45℃。

3.根据权利要求1所述的利用低纯度氯气生产EDC的方法，其特征是，在氯气提纯步骤(S2)中，

干燥后的压力为0.13Mpa、温度为40℃的所述氯气进入氯气液化器，在温度为-22℃的低温下将一部分所述氯气冷凝成液氯，从而形成气液混合物；

所述氯气液化器排出的所述气液混合物进入气液分离器，所述气液混合物分离为氯气和所述液氯；

分离后的所述液氯进入液氯储罐，所述液氯经液氯提压泵送入液氯气化器，采用温度为100℃、压力为110KPa的低压蒸汽将所述液氯进行气化，以形成精氯气；

所述精氯气经过精氯气缓冲罐进行缓冲，缓冲后通过氯压机加压后，将压力提高到0.7MPa。

4.根据权利要求3所述的利用低纯度氯气生产EDC的方法，其特征是，在氯气提纯步骤(S2)中，

在所述气液分离器中经过气液分离产生的废氯气进入一级废氯气吸收塔，通过与稀碱液接触进行吸收；

从所述一级废氯气吸收塔出来的所述废氯气进入二级废氯气吸收塔，通过与稀碱液接触进行吸收；

从所述二级废氯气吸收塔出来的所述废氯气通过引风机抽出排空；

从所述一级废氯气吸收塔和二级废氯气吸收塔出来的次氯酸钠溶液通过次氯酸钠成品泵送入次氯酸钠储罐。

5.根据权利要求1所述的利用低纯度氯气生产EDC的方法，其特征是，在所述氯气反应步骤(S3)中，

将压力为0.7MPa的所述精氯气和0.6MPa的乙烯通入充满液态二氯乙烷的氯化反应器，以液态二氯乙烷为反应介质，以三氯化铁为催化剂，通过鼓泡反应生成粗EDC；

所述粗EDC在所述氯化反应器中被自身反应所放出的热量气化，以气态的形式进入EDC高沸塔，在EDC高沸塔中除去反应生成的高沸物后，经过侧线提馏得到精EDC；

所述EDC高沸塔中的所述高沸物进入真空塔，回收所述高沸物中的EDC，回收的所述EDC和所述EDC高沸塔产出的所述EDC混合后储存至EDC储罐；

所述真空塔中回收完EDC的所述高沸物进入高沸物储罐。

6.一种利用低纯度氯气生产二氯乙烷EDC的系统，包括：

氯气干燥塔，用于对低纯度氯气进行干燥；

氯气液化器，所述氯气液化器用于对干燥后的所述氯气进行液化，所述氯气的一部分生成液氯，从而形成气液混合物；

气液分离器，所述气液分离器连接于氯气液化器之后，用于将所述氯气液化器排出的气液混合物分离成氯气和所述液氯；

液氯储罐，所述液氯储罐连接于气液分离器之后，用于接收和存储分离后的所述液氯；

液氯提压泵，所述液氯提压泵连接于液氯储罐之后；用于输送液氯储罐中的所述液氯；

液氯气化器，所述液氯气化器位于液氯提压泵之后，用于对所述液氯提压泵送入的所述液氯进行气化，以形成精氯气；

高压氯压机，所述高压氯压机连接于液氯气化器之后，用于对所述精氯气进行输送；

氯化反应器，所述氯化反应器连接于高压氯压机之后，所述氯化反应器是将所述精氯气和乙烯通入氯化反应器进行反应，从而生成粗EDC；

EDC高沸塔，所述EDC高沸塔与氯化反应器顶部相连，用于去除反应生成的高沸物，得到精EDC。

7.根据权利要求6所述的利用低纯度氯气生产EDC的系统，进一步包括，

氯气冷却器，所述氯气冷却器用于对100-150℃的低纯度湿氯气进行冷却，将所述氯气冷却至55-60℃；

一级氯气干燥塔，所述一级氯气干燥塔下部与氯气冷却器相连，冷却后的所述氯气进入所述一级氯气干燥塔下部，通过与浓度为75％的稀硫酸接触进行干燥；

二级氯气干燥塔，所述二级氯气干燥塔下部与所述一级氯气干燥塔顶部相连，从所述一级氯气干燥塔顶部出来的所述氯气进入二级氯气干燥塔下部，通过与浓度为93％的硫酸接触进行干燥；

三级氯气干燥塔，所述三级氯气干燥塔下部与所述二级氯气干燥塔顶部相连，从所述二级氯气干燥塔顶部出来的所述氯气进入三级氯气干燥塔下部，通过与浓度为95％的浓硫酸接触进行干燥；

酸雾捕集器，所述酸雾捕集器连接于所述三级氯气干燥塔之后，从所述三级氯气干燥塔顶部出来的所述氯气经过所述酸雾捕集器过滤酸雾，将所述氯气的含水量降至50ppm以下；

氯气压缩机，所述氯气压缩机位于所述酸雾捕集器之后，用于对经过过滤的所述氯气进行加压，以使所述氯气压力达到0.1-0.2Mpa，温度为35-45℃。

8.根据权利要求6所述的利用低纯度氯气生产EDC的系统，

所述氯气液化器温度为-22℃，将干燥后的压力为0.13Mpa、温度为40℃的所述氯气冷凝成液氯，从而形成气液混合物；

所述液氯气化器的热源采用温度为100℃、压力为110KPa的低压蒸汽；

进一步包括精氯气缓冲罐，所述精氯气缓冲罐位于所述液氯气化器和高压氯压机之间，用于对所述精氯气进行缓冲，缓冲后通过氯压机加压后，将所述精氯气压力提高到0.7MPa。

9.根据权利要求8所述的利用低纯度氯气生产EDC的系统，进一步包括，一级废氯气吸收塔、二级废氯气吸收塔、引风机、次氯酸钠成品泵、次氯酸钠储罐；

所述一级废氯气吸收塔下部与所述气液分离器相连，所述气液分离器中经过气液分离产生的废氯气进入一级废氯气吸收塔，通过与稀碱液接触进行吸收；

所述二级废氯气吸收塔下部与所述一级废氯气吸收塔塔顶相连，从所述一级废氯气吸收塔塔顶出来的所述废氯气进入所述二级废氯气吸收塔下部，通过与稀碱液接触进行吸收；

所述引风机与所述二级废氯气吸收塔塔顶相连，从所述二级废氯气吸收塔出来的所述废氯气通过所述引风机抽出排空；

所述次氯酸钠储罐通过次氯酸钠成品泵与一级废氯气吸收塔塔底和二级废氯气吸收塔塔底相连，从所述一级废氯气吸收塔和二级废氯气吸收塔出来的次氯酸钠溶液通过次氯酸钠成品泵送入次氯酸钠储罐。

10.根据权利要求6所述的利用低纯度氯气生产EDC的系统，还包括，真空塔、高沸塔侧线抽提泵、EDC产品冷却器、EDC储罐、高沸物储罐，

所述氯化反应器内充满液态二氯乙烷，以三氯化铁为催化剂，通过对其中压力为0.7MPa的所述精氯气和0.6MPa的乙烯进行鼓泡反应，从而生成粗EDC；

所述高沸塔侧线抽提泵与所述EDC高沸塔相连，所述EDC产品冷却器连接于所述高沸塔侧线抽提泵之后，所述粗EDC在所述氯化反应器中被自身反应所放出的热量气化，以气态的形式进入EDC高沸塔，在EDC高沸塔中除去反应生成的高沸物后，依次经过所述高沸塔侧线抽提泵和EDC产品冷却器得到精EDC；

所述真空塔，与EDC高沸塔底部相连，用于回收所述EDC高沸塔塔底流出的所述高沸物中的EDC，回收的所述EDC和所述EDC高沸塔产出的所述精EDC混合后储存至EDC储罐；

所述高沸物储罐与所述真空塔相连，用于收集和存储所述真空塔中回收完EDC的所述高沸物。