CN111565820B - 用于从电化学反应器的气态阳极出口料流分离氯气的方法和设备 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及一种用于从电化学电池反应器的气态阳极出口物流质量流中分离氯气的方法。在第一方面，该方法利用吸收步骤，其中电化学电池反应器的阳极出口料流质量流暴露于与水基本上不可混溶的有机溶剂，以实现氯气和氯化氢的
Figure DDA0002568547200000011
效益分离。在另一方面，该方法利用吸收步骤，其中阳极出口料流质量流暴露于离子液体，其中氯化氢溶解在所述离子液体中，由此形成基本上包含氯气的气体流和包含离子液体和氯化氢的溶液质量流。在解吸步骤中从溶液质量流中解吸氯化氢。在另一方面，该方法利用蒸馏步骤，其中在至少2巴(bar)的静态压力下分离阳极出口料流质量流以进行
Figure DDA0002568547200000012
效益分离。

Description

用于从电化学反应器的气态阳极出口料流分离氯气的方法和 设备
技术领域
本发明涉及一种用于从电化学电池反应器的气态阳极出口料流质量流分离氯气的方法。在第一方面，该方法利用吸收步骤，其中该电化学电池反应器的阳极出口料流质量流被暴露于有机溶剂，以用于通过将氯气溶解在有机溶剂中来实现氯气和氯化氢的
Figure BDA0002568547180000011
效益(exergy efficient)分离。在另一方面，该方法利用吸收步骤，其中阳极出口料流质量流被暴露于离子液体，其中氯化氢溶解于所述离子液体中，由此形成基本上包含氯气的气体流和包含离子液体和氯化氢的溶液质量流。氯化氢在解吸步骤中从溶液质量流中解吸。在另一方面，该方法利用蒸馏步骤，其中在至少1巴、例如至少2巴的静态压力下分离阳极出口料流质量流以实现
Figure BDA0002568547180000012
效益分离。
背景技术
在多种合成方法中都需要使用氯气作为基础化学品，例如用于在工业上生产聚碳酸酯和异氰酸酯，诸如亚甲基二异氰酸酯和甲苯二异氰酸酯。在这些合成方法中，在反应步骤中采用光气，由此一方面消耗氯气，同时作为副产物产生氯化氢。作为副产物的氯化氢超过了在其他化学过程中的需要，因此有利的是对来自氯化氢的氯气进行再循环利用。
在现有技术中，通过将氯化氢非均相催化转化为氯气来进行氯气的再循环，缺点是投资成本高。氯化氢的电化学转化兼具小型工厂模块化和产能灵活性的优点。氯化氢电化学转化的一种变化形式是隔膜电解槽技术，其将作为含水氢氯酸进料流进给的氯化氢进行转化。
US 8153838 B2公开了一种利用膜的更具
Figure BDA0002568547180000013
效益的电解槽技术变化形式，所述技术已经由Bayer和Uhdenora以工业规模进行应用。该工艺的其他细节在ThyssenKrupp UhdeGmbH于2012年发表的“Hydrochloric acid electrolysis sustainable chlorineproduction”中公开。
US 5580437 A公开了另一种用于气相工艺中的电化学转换的变化形式，其中将气态氯化氢通入可透过质子的膜阳极。在阳极通过氧化氯化氢形成包含氯气和未转化氯化氢的阳极出口料流，由此质子扩散穿过膜到达阴极并与包含氧气或含氧气体的阴极气体反应，由此形成水。通过分离器从阳极出口料流中的未反应氯化氢中分离氯气，所述分离通常涉及例如蒸馏、吸收、萃取或膜分离。
DE 10 2013 009 230 A1公开了一种用于在气相反应中将氯化氢转化成氯气和水的电化学电池，并且建议对包含氧气或含氧气体的阴极气体进行加湿以使膜具有更好的质子电导率。
发明内容
本发明的目的在于提供一种用于以小的
Figure BDA0002568547180000021
需求(exergy demand)从电化学电池反应器的气态阳极出口料流质量流中分离氯气的方法和设备。
已经发现，通过在吸收步骤中施加利用有机溶剂的分离步骤可以实现减少
Figure BDA0002568547180000022
需求。因此，本发明提供了一种用于从电化学电池反应器的气态阳极出口料流质量流中分离氯气的方法，所述阳极出口料流质量流基本上包含氯气和无水氯化氢。所述方法包括吸收步骤a)，其中所述阳极出口料流质量流被暴露于与水基本不可混溶的有机溶剂。由此，形成包含有机溶剂的溶液质量流，所述有机溶剂包含氯气和部分氯化氢。氯气和部分氯化氢均溶解于所述有机溶剂中。此外，形成基本上包含氯化氢的气体流。根据本发明，利用有机溶剂使溶液可适于在随后的解吸步骤中对氯气进行
Figure BDA0002568547180000023
效益分离。
根据本发明的有机溶剂是与水基本上不可混溶的有机溶剂。在一个方面，有机溶剂是非极性溶剂。例如，非极性溶剂定义为具有小于15的介电常数。
应当理解，电化学电池包括通过膜分开的阳极和阴极，所述膜可透过质子以及水。其中，在阴极和阳极之间通过电源施加电势。膜将电化学电池分割成两个半电池，所述两个半电池通常仅利用质子可透过性而进行质子连接。气态氯化氢流进给至电化学电池反应器的阳极侧半电池中，所述阳极通过电源氧化氯化氢，从而形成氯气和质子。质子扩散穿过膜到达阴极。阴极气体进给至电化学电池反应器的阴极侧半电池。例如，在一个实施方案中，阴极气体包含可以进行增湿的氧气。在阴极，阴极气体中的氧气被电源还原，由此形成水和从阳极侧扩散的质子作为阴极侧半电池的产物。或者，质子在阴极被还原成氢气。
在电化学电池中，在电化学电池反应器的阳极侧进给的氯化氢基本上是干燥的。这使得利用根据本发明的吸收步骤能够实现
Figure BDA0002568547180000032
节省与有利的
Figure BDA0002568547180000031
平衡两者进行结合。
吸收步骤应理解为例如在吸收塔中进行，特别是在具有鼓泡塔板、筛底的吸收塔或填充式吸收塔中进行。例如，吸收塔布置为使得阳极出口料流质量流中的氯气从阳极出口料流质量流至有机溶剂具有良好的质量传输。通常，气体流在顶部离开吸收塔。溶液质量流通常在底部离开吸收塔。阳极出口料流质量流通常被通入吸收塔底部以使塔升高。有机溶剂质量流通常被通入塔顶部。通过这些方式，阳极出口料流质量流和有机溶剂质量流形成逆流流动，以实现氯气至有机溶剂中的良好的质量传输。
根据本发明的吸收步骤使得能够将基本上包含氯化氢的气体流直接再循环到电化学电池反应器中。由此，可以利用电化学电池反应器中可能的不同单通转化来实现高的氯化氢总转化率，因此可以实现低电池电势。
由于氯化氢在有机溶剂中不发生解离，因此吸收步骤意味着溶液的熵产生减少，因此可再循环的氯化氢的Gibbs焓损失减少，而没有其他损失或能耗过程。因此，投资成本也低。
在吸收步骤中，通过将有机溶剂的质量流调节至将基本上所有的氯气吸收至溶液质量流中所需的最小量，能够实现进一步的
Figure BDA0002568547180000033
节省。这允许对来自阳极出口料流质量流的大部分氯化氢直接进行再循环。
通过压缩阳极出口料流质量流、然后再将其暴露于有机溶剂，能够减少吸收步骤中所需的有机溶剂的量。这使得能够额外节省
Figure BDA0002568547180000034
。尽管压缩需要较高的电能消耗，但是在考虑使相应较少量的有机溶剂沸腾的必要费用时，已发现总的
Figure BDA0002568547180000041
减少了。已证明，有利的吸收静态压力为至少1巴、至少2巴，例如至少8巴。
进一步地，具有涉及有机溶剂的步骤a)的该方法还包括萃取步骤b)和解吸步骤c)。在萃取步骤b)中，将步骤a)中获得的溶液质量流暴露于水质量流，由此形成基本上包含水质量流和从所述溶液萃取的氯化氢的含水氯化氢质量流。从而，形成纯化的溶液质量流，所述纯化的溶液质量流由有机溶剂和氯气组成。在解吸步骤c)中，将氯气从萃取步骤b)中获得的纯化的溶液质量流中解吸出来。萃取步骤和解吸步骤c)的结合产生高纯度的解吸氯气，从而使得能够对所述氯气进行再循环并用作化学合成步骤的产物，例如用于生产聚碳酸酯和诸如亚甲基二苯基二异氰酸酯和甲苯二异氰酸酯的异氰酸酯的合成工艺。
可以在萃取装置中进行萃取步骤。萃取装置应理解为用于以较大的相界面将溶液质量流暴露于水质量流的装置。有机溶剂基本上不溶于水，反之亦然。因此，可以在例如混合沉降装置中进行整个萃取步骤，其中混合沉降装置的混合组分产生所述相界面，以将氯化氢从溶液质量流良好地质量传输至水质量流中。在实现所述质量传输之后，利用混合沉降装置的沉降组分中的密度差进行含水氯化氢质量流与纯化的溶液质量流的分离，其中所述含水氯化氢质量流在溶液质量流和纯化的溶液质量流中不可溶。纯化的溶液质量流与含水氯化氢质量流从萃取装置中排出。
纯化的溶液质量流进行解吸步骤，例如在解吸塔中进行，其中使纯化的溶液质量流沸腾，由此形成液体有机溶剂质量流和基本上气态的氯气质量流。
另外，本发明人认识到，在吸收步骤中使用离子液体从气态阳极出口料流质量流中分离氯气具有出乎意料的
Figure BDA0002568547180000042
效益。因此，本发明公开了一种用于从电化学电池的气态阳极出口料流质量流中分离氯气的方法，所述阳极出口料流质量流基本上包含氯气和无水氯化氢，所述方法包括吸收步骤a)和解吸步骤b)。在吸收步骤a)中，阳极出口料流质量流暴露于离子液体，由此形成溶液质量流。溶液质量流包含离子液体，所述离子液体包含溶解于所述离子液体中的氯化氢。由此，形成气体流，所述气体流基本上包含氯气。在解吸步骤b)中，将氯化氢通过降低压力和/或升高温度从获得的溶液质量流中解吸出来。
如本文所用的，术语“离子液体”是指处于液态的盐。离子液体也称为离子熔体、液体盐、熔融盐或离子玻璃。离子液体选择为至少不与HCl、Cl2或H2O中的至少之一反应。离子液体的实例包括二乙基-甲基硫鎓-甲磺酸盐、三乙基硫鎓硫氰酸盐、三乙基硫鎓-二氰胺、二乙基-甲基硫鎓-硫氰酸盐、乙基-二甲基硫鎓-硫氰酸盐、二乙基-甲基硫鎓-二氰胺、乙基-二甲基硫鎓-二氰胺、乙基-二甲基硫鎓-甲基硫酸盐、二乙基-甲基硫鎓-甲基硫酸盐、三乙基硫鎓-乙基硫酸盐、二乙基-甲基硫鎓-乙基硫酸盐、乙基-二甲基硫鎓-乙基硫酸盐、三乙基硫鎓-甲氧基乙基硫酸盐、三乙基硫鎓-2-(2-甲氧基乙氧基)-乙基硫酸盐、三己基(甲氧基甲基)磷鎓-甲基硫酸盐、三乙基硫鎓-三氰甲烷、二乙基-甲基硫鎓-三氰甲烷、乙基-二甲基硫鎓-三氰甲烷、十六烷基-三己基-磷鎓-硫酸氢盐、三丁基甲基磷鎓-三氰甲烷、丁基-三己基-磷鎓-三氰甲烷、三己基(甲氧基甲基)磷鎓-三氰甲烷、三己基(甲氧基甲基)磷鎓-三氟甲烷-磺酸盐、四己基-磷鎓-三氰甲烷、庚基-三己基-磷鎓-三氰甲烷、三丁基-四癸基磷鎓-三氰甲烷、三己基-辛基-磷鎓-三氰甲烷、癸基-三己基-磷鎓-三氰甲烷、十二烷基-三己基-磷鎓-三氰甲烷、三己基-十四烷基-磷鎓-三氰甲烷、十六烷基-三己基-磷鎓-三氰甲烷、三乙基硫鎓-三氟甲基磺酰亚胺、二乙基-甲基硫鎓-三氟甲基磺酰亚胺、乙基-二甲基硫鎓-三氟甲基磺酰亚胺、三乙基硫鎓-双(五氟乙基磺酰基)酰胺、二乙基-甲基硫鎓-双(五氟乙基磺酰基)酰胺、乙基-二甲基硫鎓-双(五氟乙基磺酰基)酰胺、三己基(甲氧基甲基)磷鎓-三氟甲基磺酰亚胺、三己基(甲氧基甲基)磷鎓-双(五氟乙基磺酰基)酰胺。
然后，可以将离子液体和氯化氢压缩至大气压力，可以在低压下进行解吸步骤，尤其是0-100毫巴范围内的压力。可以分几个步骤对解吸的氯化氢进行压缩，中间进行冷却。解吸步骤的温度选择为低于离子液体的分解温度。
因此，在吸收装置和解吸塔(由此解吸塔基本上可以为单级塔(闪蒸))之间，必须安装有用于降低压力的压力设备，例如节流阀和/或真空泵或其它泵(例如隔膜泵或活塞泵)。通常，通过从解吸装置排放料流的一个或更多个压缩机和/或一个或更多个泵来改变压力。在降低包含含有氯化氢的离子液体的溶液质量流的压力时，为了避免离子液体冷却至低于其凝固点，必须同时供给热。因而，如果离子液体的凝固点接近室温，则膨胀所致的压力降低不可能是绝热的，而是必须存在低温热量供给。这点可以在室温下简单地用水来实现，其不会导致任何额外的
Figure BDA0002568547180000061
成本。
将氯化氢吸收在离子液体中可以在0.5至3巴(例如0.5-2巴，特别是0.8-1.2巴，例如1.0巴或1.0大气压)的压力下进行。
离子液体质量流应选择为使其足以吸收基本上所有的氯化氢，同时不会太高，原因是此时氯气也大量溶解。如果因为某些原因氯气吸收过多，则随后从离子液体中解吸的氯化氢也含有少量的氯气。对于反应器再循环而言，这并不是问题。然而，如果部分氯化氢被吸收在水中形成含水氯化氢，则所包含的氯气将很可能不被吸收，而是会作为湿的氯气流离开吸收器。该气体流随后可能在后续干燥步骤中干燥，例如用硫酸干燥。由此获得的氯气可与来自吸收塔的氯气产物流结合。当氯化氢的吸收选择性不高时，该选项是可行的，原因是少量的氯气也会被吸收到离子液体中。
出乎意料地，已经发现，在升高的静态压力下进行的蒸馏步骤使得能够对氯气和氯化氢进行
Figure BDA0002568547180000062
效益分离。因此，根据本发明，描述了一种用于从电化学电池反应器的气态阳极出口料流质量流中分离氯气的方法，所述阳极出口料流质量流基本上包含氯气和无水氯化氢，所述方法包括蒸馏步骤，其中在至少1巴、例如至少2巴的静态压力下分离所述阳极出口料流质量流。由此，形成包含氯化氢的顶部产物和包含氯气的底部产物质量流。至少1巴、例如至少2巴的静态压力使得能够进行
Figure BDA0002568547180000063
效益分离。特别地，在3至5巴的静态压力下，可以实施氨冷却循环以进行
Figure BDA0002568547180000064
效益分离。
蒸馏步骤还使得能够灵活地改变阳极出口料流质量流的强度，而不会改变蒸馏步骤的设计参数(用于蒸馏步骤的蒸馏装置的生产量除外)。因而，蒸馏步骤使得能够通过改变电化学反应器的参数来改变总转化率。为此原因，根据本发明的方法使得能够在不对工厂进行改造的情况下改变通过电解进行转化的氯化氢载量。这使得本发明方法对氯化氢载量具有数量上的灵活性。
蒸馏装置应理解为例如蒸馏塔，特别是带有鼓泡塔板、筛底的吸收塔或填充式蒸馏塔。阳极出口料流质量流通常在顶部和底部或储槽(sump)之间进料至塔中。然后利用氯气和氯化氢的逸度差来将其分开，从而形成塔底部的高沸点液体底部产物质量流和塔顶部的低沸点顶部产物质量流。在一个实施方案中，可以通过氨冷却循环来实现顶部冷却，以使顶部产物冷凝。在该情况下，期望至少3巴的压力。
在包括蒸馏步骤(包括蒸馏装置，例如蒸馏塔)的本发明方法的一个实施方案中，蒸馏塔中的冷凝器温度为195K或高于195K，例如高于200K。因而，减少了
Figure BDA0002568547180000071
需求。此外，冷凝器中的冷却可更容易实施，且需要的技术努力较少。
在包括蒸馏步骤的本发明方法的一个有利实施方案中，蒸馏装置中的静态压力为至少1巴，例如至少2巴，例如至少4巴、至少6巴、至少8巴。此外，静态压力不应超过12巴。这使得能够降低
Figure BDA0002568547180000072
需求并同时实现较高的压力。
关于计算纯度为至少99.5％的本蒸馏工艺的蒸馏塔，优选所述蒸馏塔的理论塔板数为至少10，例如10至20，例如10至17，包括11至17块塔板数。而且，在电化学反应器中的单通转化率为80％的情况下，塔中的回流比即摩尔回流比为3.2至3.5，例如3.24至3.3。在单通转化率为60％的情况下，回流比可以在1.3至1.5、例如1.35至1.4的范围内。在反应器中的单通转化率为30％的情况下，摩尔回流比可以在0.5至0.6、例如0.55至0.58的范围内。
在包括涉及根据本发明的有机溶剂的步骤a)的本发明方法的一个实施方案中，所述有机溶剂为非极性有机溶剂，其选自芳香族溶剂、卤代烷烃、烷烃和环烷烃，包括氯仿、苯、甲苯和辛烷。在一个实施方案中，有机溶剂为烷烃或环烷烃及其与卤素衍生的衍生物。此外，优选芳香族化合物，包括苯或甲苯。通常，可任选用卤素取代的烷烃或环烷烃是优选的实施方案。优选有机溶剂的沸点低于或不明显高于水的沸点。此外，短链烷烃在水中的溶解度增加，因而优选烷烃溶剂为具有至少四个、五个或至少六个碳原子的烷烃溶剂。优选有机溶剂为C6、C7或C8烷烃，包括己烷、庚烷和辛烷。在包括涉及根据本发明的有机溶剂的步骤a)的本发明方法的其他实施方案中，有机溶剂为二硫化碳或其衍生物或包括二硫化碳或其衍生物。此外，可以使用烯烃，包括卤代烯烃。
在根据本发明的方法的一个实施方案中，经分离的氯化氢被至少部分再循环至电化学电池反应器的阳极入口。这使得能够减少氢氯酸废弃并且使氯化氢的总体净消耗更为经济。
在根据本发明的方法的一个实施方案中，经分离的氯化氢被至少部分地转化为浓盐酸溶液。这使得能够经济地利用至少一部分未转化的氯化氢。特别地，可以利用氯化氢富集含水氯化氢质量流，直至获得浓盐酸溶液，以实现经济利用。
在包括涉及根据本发明的有机溶剂的步骤a)的本发明方法的一个实施方案中，解吸步骤c.)为蒸馏步骤。这使得能够通过应用热能来进行分离。特别地，与上述吸收步骤a)中升高的静态压力相结合能够实现低的
Figure BDA0002568547180000081
消耗。
在包括有机溶剂的本发明方法的一个实施方案中，在大气压力或低于大气压力的条件下进行蒸馏。
在根据本发明的一个实施方案中，电化学反应器中氯化氢转化至氯气的转化率为30％至90％，特别地为50％至80％。已经证明，对于根据本发明的利用电化学电池反应器的集成工艺以及用于分离氯气的方法而言，这些范围是具有特别低的总
Figure BDA0002568547180000082
消耗的范围。
在根据本发明的一个实施方案中，所分离的氯气的纯度为至少98％，例如99％，例如至少99.5％。
进一步地，关于不可混溶，术语“基本上”应理解为指一种溶剂在另一种溶剂中小于5％、例如小于1％、例如至多1000ppm的混溶性。例如，水在有机溶剂中至多1000ppm，例如至多500ppm，例如至多100ppm。
如本文所用的，关于杂质，术语“基本上”应理解为涉及小于1％、特别是小于1000ppm、例如小于100ppm的杂质度。
本发明还涉及一种用于从气态阳极出口料流质量流中分离氯气的设备。该设备包括具有气态阳极出口料流(含有氯气和氯化氢)的阳极出口、阴极出口、阳极入口和阴极入口的电化学反应器。
该设备还包括通过气态阳极出口料流管线与气态阳极出口料流连接的第一吸收器，从而使得能够吸收通过溶剂供给入口引入吸收器中的有机溶剂中的氯气。该吸收器具有用于将气态阳极出口料流引入吸收器中的入口和用于基本上包含氯气和部分氯化氢的有机溶剂的第一出口。该吸收器还具有用于基本上气态氯化氢的第二出口。
该设备还包括如下装置：所述装置用于对基本上包含氯气和部分氯化氢的有机溶剂进行萃取步骤，由此形成i)含水氯化氢质量流和ii)包含氯气的纯化溶剂质量流。而且，该设备包括用于从纯化溶剂质量流中存在的有机溶剂中分离氯气的解吸装置。
任选地，前述设备包括通过管线与第一吸收器连接的第二吸收器和/或用于吸收至少部分氯化氢以获得浓缩含水氯化氢的萃取装置。
任选地，前述设备包括用于将氯化氢从第一吸收器输送至电化学反应器的阳极入口的再循环管线。
包含或不包含前述任选组件的设备适于实施根据本发明的方法，由此获得针对本发明方法讨论的优点。
本发明还涉及一种用于从气态阳极出口料流质量流中分离氯气的设备。该设备包括具有气态阳极出口料流(包含氯气和氯化氢)的阳极出口、阴极出口、阳极入口和阴极入口。
此外，该设备还包括蒸馏装置，所述蒸馏装置通过气态阳极出口料流管线与气态阳极出口料流的出口连接，从而使得能够将气态阳极出口料流蒸馏成基本上包含氯化氢的顶部产物质量流和基本上包含氯气的底部产物质量流。在必要的情况下，在出口和蒸馏装置之间存在压缩机或泵，用于改变和控制蒸馏装置(例如蒸馏塔)中的压力。
基于99.5％的纯度，蒸馏装置(例如蒸馏塔)设计为具有10至20、例如10至17、例如11至17个理论塔板数的理论塔板数。此外，根据单通传递，例如在反应器中单通转化率为80％的情况下，塔板数为10至20，例如11至17，其摩尔回流比为3.0至3.8，例如3.24至3.3。在反应器中单通转化率为60％的情况下，塔板数为10至20，例如11至17，其摩尔回流比为1.3至1.5，例如1.35至1.4。在反应器中单通转化率为30％的情况下，塔板数为10至20，例如11至17，其摩尔回流比为0.5至0.6，例如0.55至0.58。
任选地，该设备包括通过管线与蒸馏装置顶部连接的吸收器，以用于吸收顶部产物质量流中存在的至少部分氯化氢，从而获得浓缩含水氯化氢。
任选地，该设备包括用于将氯化氢输送至电化学反应器的阳极入口的再循环管线。
包括或不包括前述任选组件的设备适用于实施根据本发明的涉及离子液体的方法，由此获得针对根据本发明方法所讨论的优点。
本发明还涉及一种用于利用离子液体从气态阳极出口料流质量流中分离氯气的设备。该设备包括具有气态阳极出口料流(包含氯气和氯化氢)的阳极出口、阴极出口、阳极入口和阴极入口的电化学反应器。
此外，该设备还包括通过气态阳极出口料流管线与气态阳极出口料流连接的第一吸收器，从而使得能够吸收通过离子液体供给入口引入吸收器中的离子液体中的氯气。该吸收器具有用于将气态阳极出口料流引入吸收器中的入口和用于包含氯化氢的离子液体的第一出口以及用于基本上气态氯气的第二出口。
该设备包括用于从溶剂质量流中存在的离子液体中分离氯化氢的解吸装置。例如，解吸装置为加热装置，其中在加热之后或加热期间实现氯化氢的解吸。特别地，加热装置可以是闪蒸器或多级闪蒸器。特别地，加热装置可以是气液分离器，例如闪蒸罐或多级闪蒸罐。
任选地，该设备包括适于实施本发明方法的再循环管线，其用于将来自解吸装置的氯化氢输送至阳极入口或电化学反应器。
在前述设备之一的另一实施方案中，该设备包括用于在必要的情况下在蒸馏装置、加热装置或吸收器中施加压力的压力设备。压力设备应理解为用于升高或降低压力的装置，例如压缩机、泵，特别是真空泵。
压力设备(特别是真空泵)可以布置为使得在解吸步骤中对涉及离子液体的溶液质量流施加压力降低。因而，在解吸期间实现良好的质量传输。在一个有利的实施方案中，通过压力设备将压力降低至低真空度以用于实施解吸步骤。在实施解吸步骤之后，可以通过一个或更多个压缩机或泵(用于离子液体)以及安装在压缩机或泵之后或之间的任选一个或更多个热交换器升高解吸的氯化氢气体的压力和离子液体的压力，从而产生通常与吸收装置(例如吸收塔)和反应器中的压力类似的、例如为1个大气压的离子液体和/或解吸氯化氢气体压力。
通过热流(例如塔顶部和储槽(sumps)和/或热交换器的热流)的能量集成来改变料流的性能，在所有设备中都实现了高的总
Figure BDA0002568547180000111
效益。
附图说明
在下文中，将参考附图讨论本发明的实施方案的示例。附图显示如下：
图1显示根据本发明的一个实施方案的第一实施例，
图2显示根据本发明的一个实施方案的第二实施例，
图3显示根据本发明的一个实施方案的第三实施例。
具体实施方式
图1显示用于从气态阳极出口料流质量流中分离氯气的设备。该设备包括电化学反应器2。电化学反应器2包括通过膜5分开的阳极侧半电池3和阴极侧半电池4。膜5可透过质子，不可透过氯化氢和氯气。这样的膜是已知的，并且有市售，例如以商标
Figure BDA0002568547180000112
出售的。膜5起到用于在半电池3、4之间传输质子的电解质的作用。
电化学电池反应器2包括用于将气态氯化氢质量流7引入阳极侧半电池3的阳极入口6a和用于将阴极气体质量流8引入阴极侧半电池4中的阴极入口6b。阴极气体质量流8可包含氧气或由氧气组成。或者，质子被还原成氢气。在阳极侧半电池3中，气态氯化氢质量流7被电源(未显示)氧化，由此形成氯气。未转化的部分气态氯化氢质量流和氯气一起从阳极侧半电池3排出，且氯气形成气态阳极出口料流9。在阴极侧半电池4中，至少一部分或全部的氧气和质子形成水，然后以阴极出口料流4a的形式通过阴极出口管线4b排出。或者，在阴极通过还原质子获得氢气。
设备1还包括吸收塔10形式的第一吸收器10。吸收塔10包括入口11，引导穿过阳极出口料流管线12的气态阳极出口料流9经入口11被引入吸收器10中。吸收器10还包括溶剂供给入口13。
气态阳极出口料流9在阳极侧半电池3的出口和吸收塔10的入口11之间被压缩机14形式的压力设备14压缩，由此在吸收步骤中调整气态阳极出口料流质量流7的压力。
由于来自阳极出口9的氯气和氯化氢被吸收到通过溶剂供给入口引入的溶剂中，所以在塔内形成氯化氢的气体流15和溶液质量流16。溶液质量流16包括有机溶剂，所述有机溶剂包含溶解的氯气和部分氯化氢。
吸收器10还包括塔底部用于分离溶液质量流16的第一出口17a。在塔顶部，吸收器10包括用于分离包含氯化氢的气体流15的第二出口17b。
设备1还包括混合沉降装置形式的萃取装置18。萃取装置18包括用于将水质量流19a引入萃取装置18中的水质量流入口19。此外，萃取装置18包括溶液质量流入口20，其连接至塔10的第一出口17a，用于将溶液质量流16引入萃取塔18中。由于萃取步骤，来自溶液质量流16的氯化氢被萃取到水质量流19a中，由此形成含水氯化氢质量流21和纯化的溶液质量流22。纯化的溶液质量流22和含水氯化氢质量流21从萃取装置18中排出。
分离的纯化溶液质量流22经管线23排放至解吸装置24。在被引入解吸装置24中之前，可以对纯化的溶液质量流22进行减压，例如通过节流阀。通过在解吸装置24内进行蒸馏来分离的纯化溶液质量流22，由此形成液体有机溶剂质量流25和气态氯气质量流26。有机溶剂质量流25通过再循环管线25a进行再循环并再次通过溶剂供给入口13引入吸收塔10中。
设备1还包括第二吸收器27，其通过管线28与萃取装置18连接，由此将含水氯化氢质量流21引入第二吸收器27中。此外，至少一部分氯化氢气体流15作为氯化氢副产物质量流28a通过管线28b引入第二吸收器27中，由此通过从氯化氢副产物质量流28a中额外吸收气态氯化氢来提高气态氯化氢质量流21的浓度。通过这些手段，作为副产物获得浓盐酸质量流29。
氯化氢气体流15或其未被引入第二吸收器27中的部分分别通过再循环管线30作为再循环氯化氢质量流30a从第二出口17b输送至电化学反应器2的阳极侧半电池3的阳极入口6a。通过分流器30b对气体流15进行分流，形成再循环氯化氢质量流30a和氯化氢副产物质量流28a。
图2显示根据本发明的设备31。设备31包括根据一个实施方案的第一实施例的设备1的电化学反应器2。对于所使用的相同附图标记，在该实施方案中提及的组件配置为与根据图1的实施方案中的组件相同。
设备31还包括蒸馏塔形式的蒸馏装置32。在该实施方案中，蒸馏塔32连接至气态阳极出口料流管线12，用于将气态阳极出口料流9引入蒸馏塔中。蒸馏塔32中进行的蒸馏步骤在至少1巴(例如至少2巴)的压力下进行。通过在压缩机14中对阳极出口料流9进行压缩，在阳极侧半电池4和蒸馏塔32之间施加增压。因此，气态阳极质量流9被冷却，其中氯气被液化并形成底部产物质量流33，其通过管线34从蒸馏塔32底部分离。未液化的氯化氢从蒸馏塔32顶部分离。未液化的氯化氢形成顶部产物质量流35通过管线36分离。
管线36与分流器37连接，从而使得能够将部分或全部的顶部产物质量流35的氯化氢通过再循环管线38输送至电化学反应器2的阳极入口6a。通过分流器37，可以将部分或全部的氯化氢引入吸收器39中，同时向其中引入水，以形成作为副产物的浓盐酸质量流40。
图3显示用于从气态阳极出口料流质量流9中分离氯气的设备41。设备41包括根据实施方案的前述实施例的设备1和31的电化学反应器2。对于所使用的相同附图标记，在该实施方案中提及的组件配置为与根据图1和2的实施方案中的组件相同。
根据实施方案的另一实施例，通过入口11将气态阳极出口料流9引入吸收器10中。在实施方案的该实施例中，将离子液体溶剂质量流42引入吸收器10中，以吸收气态阳极出口料流9中的氯化氢，从而形成基本上包含所有氯化氢的离子液体溶液质量流43。离子液体溶液质量流43通过第一出口17a从吸收器10中排出。气态阳极出口料流9中的气态氯气不溶于离子液体，而是通过第二出口17b在吸收器10的顶部以纯化气体流44的形式从吸收器10中分离出来。
纯化的气体流44可用于上述化学合成步骤。
包含含有氯化氢的离子液体的离子液体溶液质量流43被输送至解吸装置45，以从离子液体溶液质量流43中除去氯化氢。至少部分氯化氢可以通过经由再循环管线46作为再循环氯化氢质量流46a输送，并被再次引入电化学电池反应器2中进行再循环利用。
解吸装置45中的解吸步骤在比吸收器10中的压力低的静态压力下进行。可以通过吸收器10和解吸装置45之间的真空泵47或通过节流阀进行减压。经减压的离子液体溶液质量流48通过管线49引入解吸装置45的入口50中。解吸装置包括第一出口51a和第二出口51b。
通过加热解吸装置内的减压的离子液体溶液质量流43，离子液体溶液质量流43中的氯化氢被解吸并从解吸装置45中排出。在解吸步骤期间形成的纯化的离子液体质量流53通过第一出口51a并经由管线52从解吸装置45中分离出来。纯化的离子液体质量流53的压力通过泵54升高，并且纯化的离子液体质量流53经由管线55再循环以通过分流器56被引入到离子液体溶剂质量流42中。因此，在设备41中实现离子液体的循环。
从减压的离子液体溶液质量流48中解吸的氯化氢通过第二出口51b以及通过管线57作为气态纯化的氯化氢质量流58从解吸装置45中分离出来。纯化的氯化氢质量流58在压缩机59中被压缩并被引入分流器60中。来自分流器60的部分纯化的氯化氢质量流58可以以再循环氯化氢质量流46a的形式通过管线46进行再循环。另一部分纯化的氯化氢质量流58可以通过管线61从分流器60中输送，形成气态氯化氢副产物质量流62。气态氯化氢副产物质量流62被引入第二吸收器27中并暴露于水质量流63。水质量流63吸收气态氯化氢副产物质量流62，由此形成作为副产物的浓盐酸质量流64。
工作条件实施例
以下针对根据图1至3的三个实施方案中的每个实施方案给出一组工作条件作为示例性数据组。这些数据是基于MDI生产装置获得的，该生产厂类似于Antwerp的BASF生产装置，使用约0.362kmol/s的HCl流。
以下示例性数据获得自利用程序Aspen Plus V.8.8进行的流程模拟。在这些模拟中，电化学电池反应器的单通转化率以及工艺中氯化氢的总转化率设定为80％。因此，在这些具体实施例中，对电化学反应器不进行氯化氢再循环，而是将剩余的20％溶解于水中，从而形成浓盐酸。进料至电化学电池反应器的阴极侧半电池中的氧气量足以将所有被使用的氯化氢都以化学计量数地转化成氯气。由于仅模拟了80％的氯化氢转化率，所以这意味着在这些具体实施例中均采用了约(ca.)10％的氧盈余。
氯化氢质量流7：
总计 Cl<sub>2</sub> HCl H<sub>2</sub>O O<sub>2</sub>
摩尔流量[kmol/sec] 0.36 0.00 0.36 0.00 0.00
质量流量[kg/sec] 13.20 0.00 13.20 0.00 0.00
摩尔分数[-] 1.0 0.00 1.00 0.00 0.00
质量分数[-] 1.0 0.00 1.00 0.00 0.00
温度[K] 298.15
压力[Pa] 1.01·10<sup>5</sup>
阴极气体质量流8：
总计 Cl<sub>2</sub> HCl H<sub>2</sub>O O<sub>2</sub>
摩尔流量[kmol/sec] 9·10<sup>-2</sup> 0.00 0.00 0.00 9·10<sup>-2</sup>
质量流量[kg/sec] 2.88 0.00 0.00 0.00 2.88
摩尔分数[-] 1.0 0.00 0.00 0.00 1.00
质量分数[-] 1.0 0.00 0.00 0.00 1.00
温度[K] 298.15
压力[Pa] 1.01·10<sup>5</sup>
气态阳极出口料流9：
总计 Cl<sub>2</sub> HCl H<sub>2</sub>O O<sub>2</sub>
摩尔流量[kmol/sec] 0.22 0.15 0.07 0.00 0.00
质量流量[kg/sec] 12.91 10.27 2.64 0.00 0.00
摩尔分数[-] 1.00 0.67 0.33 0.00 0.00
质量分数[-] 1.00 10.27 2.64 0.00 0.00
温度[K] 313.15
压力[Pa] 1.01·10<sup>5</sup>
阴极出口料流4a
总计 Cl<sub>2</sub> HCl H<sub>2</sub>O O<sub>2</sub>
摩尔流量[kmol/sec] 0.16 0.00 0.00 0.14 0.02
质量流量[kg/sec] 3.17 0.00 0.00 2.61 0.56
摩尔分数[-] 1.00 0.00 0.00 0.89 0.11
质量分数[-] 1.00 0.00 0.00 0.82 0.18
温度[K] 313.15
压力[Pa] 1.01·10<sup>5</sup>
在以下实施例中，氯化氢质量流7、阴极气体质量流8、气态阳极出口料流9和阴极出口料流4a具有相同的性质。
每个实施例中电化学反应器的
Figure BDA0002568547180000162
消耗为约25.04MW。
实施例1
对于涉及利用有机溶剂的吸收步骤的工艺的本实施例，选择正辛烷作为有机溶剂。该实施例涉及根据图1的设置。根据图1中的工艺流程图的料流如下，其使用O2作为阴极入口气体：
气体流15：
Figure BDA0002568547180000161
Figure BDA0002568547180000171
溶液质量流16：
总计 Cl<sub>2</sub> HCl H<sub>2</sub>O O<sub>2</sub> 正辛烷
摩尔流量[kmol/sec] 0.45 0.14 3.79·10<sup>-2</sup> 1.08·10<sup>-4</sup> 0.00 0.27
质量流量[kg/sec] 42.48 10.27 1.38 1.94·10<sup>-3</sup> 0.00 30.83
摩尔分数[-] 1.00 0.32 8.37·10<sup>-2</sup> 2.38·10<sup>-4</sup> 0.00 0.60
质量分数[-] 1.00 0.24 3.25·10<sup>-2</sup> 4.57·10<sup>-5</sup> 0.00 0.73
温度[K] 331.54
压力[Pa] 8.11·10<sup>5</sup>
水质量流19a：
总计 Cl<sub>2</sub> HCl H<sub>2</sub>O O<sub>2</sub> 正辛烷
摩尔流量[kmol/sec] 0.25 0.00 0.00 0.25 0.00 0.00
质量流量[kg/sec] 4.50 0.00 0.00 4.50 0.00 0.00
摩尔分数[-] 1.00 0.00 0.00 1.00 0.00 0.00
质量分数[-] 1.00 0.00 0.00 1.00 0.00 0.00
温度[K] 298.34
压力[Pa] 8.11·10<sup>5</sup>
含水氯化氢质量流21：
Figure BDA0002568547180000172
Figure BDA0002568547180000181
纯化的溶液质量流22：
总计 Cl<sub>2</sub> HCl H<sub>2</sub>O O<sub>2</sub> 正辛烷
摩尔流量[kmol/sec] 0.41 0.14 0.00 1.35·10<sup>-4</sup> 0.00 0.27
质量流量[kg/sec] 41.05 10.21 0.00 2.43·10<sup>-3</sup> 0.00 30.84
摩尔分数[-] 1.00 0.35 0.00 3.26·10<sup>-4</sup> 0.00 0.65
质量分数[-] 1.00 0.25 0.00 5.93·10<sup>-5</sup> 0.00 0.75
温度[K] 300.00
压力[Pa] 8.11·10<sup>5</sup>
氯气质量流26：
总计 Cl<sub>2</sub> HCl H<sub>2</sub>O O<sub>2</sub> 正辛烷
摩尔流量[kmol/sec] 0.14 0.14 0.00 2.48·10<sup>-5</sup> 0.00 7.72·10<sup>-7</sup>
质量流量[kg/sec] 10.21 10.21 0.00 4.46·10<sup>-4</sup> 0.00 8.81·10<sup>-5</sup>
摩尔分数[-] 1.00 0.10 0.00 1.72·10<sup>-4</sup> 0.00 5.36·10<sup>-6</sup>
质量分数[-] 1.00 0.10 0.00 4.37·10<sup>-5</sup> 0.00 8.64·10<sup>-6</sup>
温度[K] 244.09
压力[Pa] 1.01·10<sup>5</sup>
有机溶剂质量流25：
Figure BDA0002568547180000182
Figure BDA0002568547180000191
浓缩含水氯化氢质量流29：
总计 Cl<sub>2</sub> HCl H<sub>2</sub>O H<sub>3</sub>O+ Cl-
摩尔流量 [kmol/sec] 0.32 4.64·10<sup>-5</sup> 5.35·10<sup>-10</sup> 0.18 7.24·10<sup>-2</sup> 7.24·10<sup>-2</sup>
质量流量 [kg/sec] 7.14 3.29·10<sup>-3</sup> 1.95·10<sup>-8</sup> 3.19 1.38 2.57
摩尔分数 [-] 1.00 1.44·10<sup>-4</sup> 1.66·10<sup>-9</sup> 0.55 0.22 0.22
质量分数 [-] 1.00 4.60·10<sup>-4</sup> 2.73·10<sup>-9</sup> 0.45 0.19 0.36
温度 [K] 307.10
压力 [Pa] 1.01·10<sup>5</sup>
在该实施例中，吸收器10是具有16级的吸收塔(或者在填充塔的情况下具有等效高度)。吸收步骤在8.10巴的压力下进行，最上级温度为298.3K，最下级温度为331.50K。
萃取步骤在萃取装置18中进行，水和氯化氢相的温度为308.15K，辛烷相的温度300K。
解吸步骤在解吸装置24中进行，冷凝器温度为224K，储槽(sump)温度为395K。
氯化氢在第二吸收器27中的吸收在308.15K的温度下进行。
在该实施方案中，用于分离氯气并产生氯化氢的方法的
Figure BDA0002568547180000192
消耗约为2MW。
总工艺的
Figure BDA0002568547180000193
消耗约为27.04MW，这比Bayer UHDENORA工艺中约42,27MW的
Figure BDA0002568547180000194
消耗低约36％，所述Bayer UHDENORA工艺在US 8153938B2中描述以及基于Thyssen的公开数据页，例如在“Hydrochloric acid electrolysis sustainable chlorine production”中出版的(ThyssenKrupp Uhde GmbH,2012)。
实施例2
对于涉及利用离子液体的吸收步骤的工艺的本实施例，选择二乙基-甲基硫鎓甲烷磺酸盐([S221][MeSO3])作为离子液体。该实施例涉及根据图3的设置。根据图3工艺流程图的最重要的料流如下：
离子液体溶剂质量流42：
总计 Cl<sub>2</sub> HCl 离子液体
摩尔流量[kmol/sec] 5.79·10<sup>-3</sup> 5.75·10<sup>-9</sup> 7.87·10<sup>-4</sup> 5.01·10<sup>-3</sup>
质量流量[kg/sec] 1.04 9.93·10<sup>-7</sup> 0.14 0.86
温度[K] 298.15
压力[Pa] 1.01·10<sup>5</sup>
离子液体溶液质量流43：
总计 Cl<sub>2</sub> HCl 离子液体
摩尔流量[kmol/sec] 7.92·10<sup>-2</sup> 1.63·10<sup>-3</sup> 7.25·10<sup>-2</sup> 5.01·10<sup>-3</sup>
质量流量[kg/sec] 3.77
摩尔分数[-] 1.00 2.06·10<sup>-2</sup> 0.92 6.32·10<sup>-2</sup>
温度[K] 298.15
压力[Pa] 1.01·10<sup>5</sup>
纯化的气体流44：
总计 Cl<sub>2</sub> HCl 离子液体
摩尔流量[kmol/sec] 0.14 0.14 6.53·10<sup>-4</sup> 0.00
质量流量[kg/sec] 10.18
摩尔分数[-] 1.00 1.00 4.54·10<sup>-3</sup> 0.00
温度[K] 298.15
压力[Pa] 1.01·10<sup>5</sup>
减压的离子液体溶液质量流48：
总计 Cl<sub>2</sub> HCl 离子液体
摩尔流量[kmol/sec] 7.92·10<sup>-2</sup> 1.63·10<sup>-3</sup> 7.25·10<sup>-2</sup> 5.01·10<sup>-3</sup>
质量流量[kg/sec] 3.77
摩尔分数[-] 1.00 2.06·10<sup>-2</sup> 0.92 6.32·10<sup>-2</sup>
温度[K] 298.15
压力[Pa] 5066.25
纯化的离子液体质量流53：
总计 Cl<sub>2</sub> HCl 离子液体
摩尔流量[kmol/sec] 5.79·10<sup>-3</sup> 5.76·10<sup>-3</sup> 7.87·10<sup>-4</sup> 5.01·10<sup>-3</sup>
质量流量[kg/sec] 1.04
摩尔分数[-] 1.00 9.93·10<sup>-7</sup> 0.14 0.86
温度[K] 483.15
压力[Pa] 5066.25
纯化的氯化氢质量流58：
总计 Cl<sub>2</sub> HCl 离子液体
摩尔流量[kmol/sec] 7.34·10<sup>-2</sup> 1.63·10<sup>-3</sup> 7.17·10<sup>-2</sup> 2.38·10<sup>-22</sup>
质量流量[kg/sec] 2.73
摩尔分数[-] 1.00 2.23·10<sup>-2</sup> 0.98 3.24·10<sup>-21</sup>
温度[K] 483.15
压力[Pa] 5066.25
气态氯化氢副产物质量流62：
Figure BDA0002568547180000211
Figure BDA0002568547180000221
由于不提供再循环的氯化氢质量流46a，所以气态氯化氢副产物质量流62的组成对应于纯化的氯化氢质量流58的组成，但是因为压缩机59的压缩以及热交换器65的最终额外加热而可具有较高温度和较高的压力。
水质量流63：
总计 Cl<sub>2</sub> HCl 离子液体 H<sub>2</sub>O
摩尔流量[kmol/sec] 0.25 0.00 0.00 0.00 0.25
质量流量[kg/sec] 4.44 0.00 0.00 0.00 4.44
摩尔分数[-] 1.00 0.00 0.00 0.00 1.00
温度[K] 298.15
压力[Pa] 1.01·10<sup>5</sup>
氯化氢质量流
总计 Cl<sub>2</sub> HCl H<sub>2</sub>O H<sub>3</sub>O+ Cl<sup>-</sup>
摩尔流量[kmol/sec] 0.32 0.00 5.38·10<sup>--10</sup> 0.17 7.17·10<sup>-2</sup> 7.17·10<sup>-2</sup>
质量流量[kg/sec] 7.05 0.00 1.96·10<sup>--8</sup> 3.14 1.36 2.54
摩尔分数[-] 1.00 0.00 1.69·10<sup>-9</sup> 0.55 0.23 0.23
质量分数[-] 1.00 0.00 2.78·10<sup>-9</sup> 0.45 0.19 0.36
温度[K] 308.15
压力[Pa] 1.01·10<sup>5</sup>
在该实施例中，在单级吸收器中在298.15K的温度下进行吸收步骤。真空泵47和/或节流阀与压缩机59相结合在其出口处提供了压力为0.05巴的真空。
压缩机54提供了1.013巴的压力，以使离子液体再循环穿过管线55并进入分流器56中。
压缩机59为纯化的氯化氢质量流58提供了四级压缩，即0.05巴至0.1巴的第一级压缩、0.1至0.2巴的第二级压缩、0.2至0.4巴的第三级压缩和0.4至1.013巴的第四级压缩。在被压缩至1.013巴或1个大气压的压力之后，被压缩的纯化氯化氢质量流58被热交换器65冷却，然后被引入第二吸收器27中。
在第二吸收器27中，在308.15K的温度和1.013巴的压力下进行氯化氢的吸收。
在该实施方案中，用于分离氯气并产生氯化氢的方法的
Figure BDA0002568547180000232
消耗约为1.96MW。
总工艺的
Figure BDA0002568547180000233
消耗约为27.00MW，这比Bayer UHDENORA工艺中约42,25MW的
Figure BDA0002568547180000234
消耗低约36％。
实施例3
该实施例涉及根据图2的设置。对于涉及蒸馏步骤的工艺，在1个大气压力下进行蒸馏。根据图2中的工艺流程图最重要的料流如下：
从蒸馏塔32排出的底部产物质量流33：
总计 Cl<sub>2</sub> HCl H<sub>2</sub>O O<sub>2</sub>
摩尔流量[kmol/sec] 0.14 0.14 5.04·10<sup>-5</sup> 0.00 0.00
质量流量[kg/sec] 10.27 10.26 1.84·10<sup>-3</sup> 0.00 0.00
摩尔分数[-] 1.00 0.10 3.48·10<sup>-4</sup> 0.00 0.00
质量分数[-] 1.00
温度[K] 298.15
压力[Pa] 1.01·10<sup>5</sup>
从蒸馏塔32排出的顶部产物质量流35：
Figure BDA0002568547180000231
Figure BDA0002568547180000241
从蒸馏塔32排出的浓缩含水氯化氢质量流40：
总计 Cl<sub>2</sub> HCl H<sub>2</sub>O H<sub>3</sub>O<sup>+</sup> Cl<sup>-</sup>
摩尔流量[kmol/sec] 0.32 4.31·10<sup>-5</sup> 7.05·10<sup>-10</sup> 0.18 7.24·10<sup>-2</sup> 7.24·10<sup>-2</sup>
质量流量[kg/sec] 7.11 3.06·10<sup>-3</sup> 2.57·10<sup>-8</sup> 3.17 1.38 2.57
摩尔分数[-] 1.00 1.35·10<sup>-4</sup> 2.20·10<sup>-9</sup> 0.55 0.23 0.23
质量分数[-] 1.00 4.30·10<sup>-4</sup> 3.62·10<sup>-9</sup> 0.45 0.19 0.36
温度[K] 298.15
压力[Pa] 1.01·10<sup>5</sup>
在该实施例中，蒸馏装置32为16级蒸馏塔(或者在填充塔的情况下，具有相当于16级的高度)。蒸馏塔32的操作条件为：塔顶部的冷凝器温度为187.3K，塔底部的储槽(sump)温度为239.4K。
在该实施方案中，用于分离氯气并产生氯化氢的方法的
Figure BDA0002568547180000242
消耗约为1.22MW。
总工艺的
Figure BDA0002568547180000243
消耗约为26.26MW，这比Bayer UHDENORA工艺中约42,25MW的
Figure BDA0002568547180000244
消耗低约38％。
附图标记
1 设备
2 电化学反应器
3 阳极侧半电池
4 阴极侧半电池
4a 阴极出口料流
4b 阴极出口料流管线
5 膜
6a 阳极入口
6b 阴极入口
7 气态氯化氢质量流
8 阴极气体质量流
9 气态阳极出口料流
10 吸收器
11 入口
12 阳极出口料流管线
13 溶剂供给入口
14 压缩机
15 气体流
16 溶液质量流
17a 第一出口
17b 第二出口
18 萃取装置
19 水质量流入口
20 溶液质量流入口
21 含水氯化氢水质量流
22 纯化溶液质量流
23 管线
24 解吸装置
25 有机溶剂质量流
25a 再循环管线
26 氯气质量流
27 第二吸收器
28 管线
28a 氯化氢副产物质量流
28b 管线
29 浓缩含水氯化氢质量流
30 再循环管线
30a 再循环氯化氢质量流
30b 分流器
31 设备
32 蒸馏装置
33 底部产物质量流
34 管线
35 顶部产物质量流
36 管线
37 分流器
38 再循环管线
39 吸收器
40 浓缩含水氯化氢质量流
41 设备
42 离子液体溶剂质量流
43 离子液体溶液质量流
44 气体流
45 解吸装置
46 再循环管线
46a 再循环氯化氢质量流
47 真空泵
48 减压的离子液体溶液质量流
49 管线
50 入口
51a 第一出口
51b 第二出口
52 管线
53 纯化的离子液体质量流
54 泵
55 管线
56 分流器
57 管线
58 纯化的氯化氢质量流
59 压缩机
60 分流器
61 管线
62 氯化氢副产物质量流
63 水质量流
64 浓盐酸质量流
65 换热器

Claims (15)

1.一种用于从电化学电池反应器的气态阳极出口料流质量流中分离氯气的方法，所述阳极出口料流质量流基本上包含氯气和无水氯化氢，所述方法包括以下步骤：
a)吸收步骤，其中所述阳极出口料流质量流暴露于有机溶剂，由此形成：
-溶液质量流，其包含含有氯气和部分氯化氢的有机溶剂，所述氯气和所述部分氯化氢均溶解在所述有机溶剂中
和
-基本上包含氯化氢的气体流，
b)萃取步骤，其中在a)中获得的所述溶液质量流暴露于水质量流，
由此形成：
-含水氯化氢质量流，其基本上包含水质量流和从所述溶液中萃取的氯化氢
和
-纯化的溶液质量流，其由有机溶剂和氯气组成，
c)解吸步骤，其中从b)中获得的纯化的溶液质量流中解吸氯气，
由此所述有机溶剂与水基本上不混溶。
2.根据权利要求1所述的用于从电化学电池反应器的气态阳极出口料流质量流中分离氯气的方法，其中所述有机溶剂为非极性有机溶剂。
3.根据权利要求1或2所述的用于从电化学电池反应器的气态阳极出口料流质量流中分离氯气的方法，其中所述溶剂为选自芳香族溶剂、烷烃和环烷烃的非极性有机溶剂。
4.根据权利要求3所述的用于从电化学电池反应器的气态阳极出口料流质量流中分离氯气的方法，其中所述非极性有机溶剂选自苯、甲苯和辛烷组成的组。
5.根据权利要求1所述的用于从电化学电池反应器的气态阳极出口料流质量流中分离氯气的方法，其中所述与水基本上不混溶的有机溶剂为卤代烷烃。
6.根据权利要求5所述的用于从电化学电池反应器的气态阳极出口料流质量流中分离氯气的方法，其中所述溶剂为氯仿。
7.根据权利要求1所述的用于从电化学电池反应器的气态阳极出口料流质量流中分离氯气的方法，由此分离的氯化氢被至少部分再循环至所述电化学电池反应器的阳极的入口。
8.根据权利要求1所述的用于从电化学电池反应器的气态阳极出口料流质量流中分离氯气的方法，由此分离的氯化氢被至少部分转化成浓盐酸。
9.根据权利要求1所述的用于从电化学电池反应器的气态阳极出口料流质量流中分离氯气的方法，其中所述解吸步骤c)是蒸馏步骤。
10.根据权利要求1所述的用于从电化学电池反应器的气态阳极出口料流质量流中分离氯气的方法，其中所述出口料流包含根据氯化氢至氯气的转化率为50％-80％的氯气。
11.根据权利要求1所述的用于从电化学电池反应器的气态阳极出口料流质量流中分离氯气的方法，其中所分离的氯气的纯度为至少98％。
12.根据权利要求11所述的用于从电化学电池反应器的气态阳极出口料流质量流中分离氯气的方法，其中所分离的氯气的纯度为至少99％。
13.根据权利要求12所述的用于从电化学电池反应器的气态阳极出口料流质量流中分离氯气的方法，其中所分离的氯气的纯度为至少99.5％。
14.一种用于从气态阳极出口料流质量流中分离氯气的设备，其包括：
-电化学反应器，其具有包含氯气和氯化氢的气态阳极出口料流的阳极出口、阴极出口料流、阳极入口和阴极入口；
-第一吸收器，其通过气态阳极出口料流管线与气态阳极出口料流的出口连接，使得能够吸收通过溶剂供给入口引入所述第一吸收器中的非极性有机溶剂中的氯气，所述第一吸收器具有用于将所述气态阳极出口料流引入所述第一吸收器中的入口和用于基本上包含氯气和部分氯化氢的非极性有机溶剂的第一出口以及用于基本上气态氯化氢的第二出口；
-萃取装置，其用于将基本上包含氯气和部分氯化氢的非极性有机溶剂萃取成i)含水氯化氢质量流和ii)纯化的含氯气的溶剂质量流；
-解吸装置，其用于从纯化的溶剂质量流中存在的非极性有机溶剂中分离氯气；
-任选的第二吸收器，其通过管线与第一吸收器和/或萃取装置连接，用于吸收至少部分氯化氢以获得浓缩含水氯化氢；
-任选的再循环管线，其用于将氯化氢从第一吸收器输送至电化学反应器的阳极入口，
所述设备适于实施根据权利要求1至13中任一项所述的方法。
15.根据权利要求14所述的设备，其还包括压力设备，所述压力设备用于在根据权利要求14所述的第一或第二吸收器中施加压力或真空。
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