CN115282625A - 一种粗单体分离方法及装置 - Google Patents

Abstract

本发明为一种粗单体分离装置及工艺，将粗单体进入精馏塔一，精馏塔一塔顶脱除高沸气相物料进入精馏塔三塔釜再沸器作为热源，剩下的气相物料进入精馏塔二塔釜再沸器作为热源；精馏塔二塔釜采用蒸汽再沸器作为补充热源，塔釜采出作为精馏塔三和精馏塔四进料；精馏塔三塔顶气相物料全部进入精馏塔四塔釜热耦合再沸器作为热源，经热耦合再沸器冷凝后一部分作为塔回流返回至精馏塔三塔顶。本发明充分采用热耦合精馏工艺技术，将精馏塔一塔顶气相物料优先作为精馏塔三塔釜热耦合再沸器的热源，剩余的作为精馏塔二塔釜热耦合再沸器热源，再将精馏塔三塔顶气相物料全部作为精馏塔四塔釜热耦合再沸器的热源，同比降低蒸汽消耗40%，降低循环水用量40%。

Description

一种粗单体分离方法及装置

技术领域

本发明涉及一种粗单体分离方法，属有机硅生产技术领域。

背景技术

甲基氯硅烷混合单体包括二甲基二氯硅烷(简称二甲)、一甲基三氯硅烷(简称一甲)、三甲基一氯硅烷(简称三甲)、一甲基二氯硅烷(简称一甲含氢)、高沸物和低沸物。众所周知，目前国内外甲基氯硅烷单体合成普遍采用“直接法”合成工艺，以硅粉和氯甲烷为原料，在铜催化剂体系作用下直接合成甲基氯硅烷混合单体，甲基氯硅烷混合单体通过精馏分离得到主要目标产物二甲，副产物一甲、一甲含氢、三甲、高沸物及低沸物。二甲再通过水解和裂解等过程生产各种有机硅中间体—低聚甲基硅氧烷或烷氧基硅烷，进一步加工成为各类有机硅下游产品。

在制备硅油、硅橡胶时对原料二甲的纯度要求相当高，尤其是制备高温硫化硅橡胶，要求关键原料二甲的纯度达到99.95％以上。但粗单体组分复杂，沸点差距小，目前国内有机硅生产厂家精馏所得二甲产品与国外先进水平相比，纯度不高，且能耗较大，导致产品市场竞争力低下。甲基氯硅烷混合单体分离能耗占整个有机硅装置的80％以上，因此有必要对甲基氯硅烷混合单体分离提纯工艺进行相关技术研究，在保证产品质量的情况下尽可能的降低能耗。

目前国内技术主要提出脱高塔与脱低塔变压热耦合精馏、二元塔并联双效精馏热耦合、脱高塔与二元塔变压热耦合精馏，热耦合利用率不高，对脱高塔、脱低塔、二元塔三塔系统综合考虑热耦合并未涉及，能耗依然较高。

发明内容

本发明提供了一种粗单体分离方法，解决现有技术难提，克服单体分离中蒸汽和循环水用量较大、能耗较高的问题。

本发明中使用的技术术语说明：

粗高沸物：常压下沸点大于70.2℃的组分。

低沸物：常压下沸点大于66.4℃的组分。

粗单体：甲基氯硅烷混合单体，主要组分为一甲基三氯硅烷、二甲基二氯硅烷、三甲基一氯硅烷、一甲基二氯硅烷、四氯化硅等；本发明技术构思如下：将粗单体进入精馏塔一，精馏塔一塔顶脱除高沸气相物料优先进入精馏塔三塔釜再沸器作为热源，剩下的气相物料进入精馏塔二塔釜再沸器作为热源，经再沸器冷凝后一部分作为塔回流返回至精馏塔一塔顶，另一部分作为精馏塔二进料，塔釜采出粗高沸；精馏塔二塔釜采用蒸汽再沸器作为补充热源，塔顶采出比一甲基三氯硅烷沸点低的组份进入后续精馏塔分离，塔釜采出作为精馏塔三和精馏塔四进料；精馏塔三塔顶气相物料全部进入精馏塔四塔釜再沸器作为热源，经再沸器冷凝后一部分作为塔回流返回至精馏塔三塔顶，另一部分作为一甲基三氯硅烷产品采出，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品；精馏塔四塔顶采出一甲基三氯硅烷产品，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品。具体方案如下：

一种粗单体分离装置，粗单体进料管与精馏塔一连接；精馏塔一分别与精馏塔二底部设置的精馏塔二塔釜再沸器及精馏塔底部设置的精馏塔三塔釜再沸器连接；

精馏塔二塔釜再沸器经精馏塔二耦合回流泵与精馏塔二连接；

精馏塔三塔釜再沸器经精馏塔三耦合回流泵与精馏塔二连接；

精馏塔二底部与精馏塔二釜液泵连接，精馏塔二釜液泵分别与精馏塔三、精馏塔四连接。

精馏塔二底部设置有精馏塔二蒸汽再沸器，精馏塔二顶部与精馏塔二冷凝器连接，精馏塔二冷凝器与精馏塔二回流槽连接，精馏塔二回流槽经精馏塔二回流泵一路与精馏塔二连接，一路与出料管一连接。

精馏塔三顶部与精馏塔四底部设置的精馏塔四塔釜再沸器连接，精馏塔四塔釜再沸器与精馏塔三回流泵连接，精馏塔三回流泵一路与精馏塔三上部连接，一路连接至出料管二，精馏塔三底部与出料管三连接。

精馏塔四顶部与精馏塔四冷凝器连接，精馏塔四冷凝器与精馏塔四回流槽连接，精馏塔四回流槽经精馏塔四回流泵一路与精馏塔四连接，一路连接至出料管四，精馏塔四底部连接至出料管五。

精馏塔二塔釜再沸器经精馏塔二耦合回流泵与精馏塔一连接；

精馏塔三塔釜再沸器经精馏塔三耦合回流泵与精馏塔一连接；

精馏塔一连接至粗高沸物出料管；

精馏塔一底部还设置有精馏塔一再沸器。

采用所述的粗单体分离装置进行的节能工艺，包括如下步骤：

(1)将有机硅粗单体进入精馏塔一1，精馏塔一1塔顶脱除高沸气相物料35％-45％先进入精馏塔三塔釜再沸器9作为热源，剩余的气相物料进入精馏塔三塔釜再沸器6作为热源，经精馏塔三塔釜再沸器9及精馏塔三塔釜再沸器6两个再沸器冷凝汇合后10％-15％作为精馏塔二2进料；

(2)精馏塔二2塔釜采用精馏塔二蒸汽再沸器7作为补充热源，精馏塔二2塔顶气相经精馏塔二冷凝器8冷凝进入精馏塔二回流槽12，精馏塔二回流槽12中的物料经精馏塔二回流泵15输送一部分作为塔回流返回至精馏塔二2顶部，另一部分采出常压下沸点在66.4℃以下沸点的组分22进入后续精馏塔分离，精馏塔二2塔釜采出经精馏塔二釜液泵16输送作为精馏塔三3和精馏塔四4进料；(3)精馏塔三3塔顶气相物料进入精馏塔四塔釜再沸器10作为热源，经精馏塔四塔釜再沸器10冷凝后，通过精馏塔三回流泵18一部分作为塔回流返回至精馏塔三3塔顶，另一部分作为一甲基三氯硅烷产品23采出，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品24；

(4)精馏塔四4塔顶顶气相经精馏塔四冷凝器11冷凝进入精馏塔四回流槽13，精馏塔四回流槽13中的物料经精馏塔四回流泵19输送一部分作为塔回流返回至精馏塔四4顶部，另一部分采出一甲三氯硅烷产品25，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品26。

步骤(1)中有机硅粗单体为甲基氯硅烷组成的混合物，主要组分及质量分数为一甲基三氯硅烷(6％-9％)、二甲基二氯硅烷(82％-87％)、三甲基一氯硅烷(2.8％-4.5％)、一甲基二氯硅烷(1.3％-2％)、四氯化硅(0.05％-1％)，其他为(2％-3％)；有机硅粗单体以20-35t/h的流量进入精馏塔一1。

步骤(1)中精馏塔一1塔顶脱除高沸气相物料35％、36％、37％、38％、39％、40％、41％、42％、43％、44％、或45％先进入精馏塔三塔釜再沸器9作为热源，对应剩余的气相物料进入精馏塔三塔釜再沸器6作为热源。

步骤(1)中精馏塔三塔釜再沸器9及精馏塔二塔釜再沸器6两个再沸器内的热源经冷凝分别通过精馏塔三耦合回流泵17和精馏塔四耦合回流泵14汇合后85％-90％作为塔回流返回至精馏塔一1塔顶，自精馏塔一1采出粗高沸物。

作为优选方案，经精馏塔三塔釜再沸器9及精馏塔二塔釜再沸器6两个再沸器内的热源经冷凝分别通过精馏塔三耦合回流泵17和精馏塔四耦合回流泵14汇合后10％、11％、12％、13％、14％、或15％作为精馏塔二2进料，对应剩余的90％、89％、88％、87％、86％、85％作为塔回流返回至精馏塔一1塔顶，自精馏塔一1采出粗高沸物。

步骤(1)中所述精馏塔一塔顶温度控制在120-145℃，塔顶压力控制在0.30-0.6MPa；优选为精馏塔一1塔顶温度控制在135℃，塔顶压力控制在0.45MPa。

步骤(2)中精馏塔二回流槽12中的物料经精馏塔二回流泵15输送97％-98％作为塔回流返回至精馏塔二2顶部，2％-3％采出常压下沸点在66.4℃以下沸点的组分22进入后续精馏塔分离。

步骤(2)中精馏塔二2塔釜采出经精馏塔二釜液泵16输送60％-70％作为精馏塔三3进料、剩余作为精馏塔四4进料。

作为优选方案，精馏塔二2塔釜采出经精馏塔二釜液泵16输送60％、61％、62％、63％、64％、65％、66％、67％、68％、69％、70％作为精馏塔三3进料、剩余作为精馏塔四4进料。

步骤(2)中所述精馏塔二塔釜温度控制在80-100℃，塔釜压力控制在0.05-0.2MPa，作为优选方案，精馏塔二2塔釜温度控制在87℃，塔釜压力控制在0.06MPa。

步骤(3)中精馏塔三3塔顶气相物料全部进入精馏塔四塔釜再沸器10作为热源。

步骤(3)中精馏塔三回流泵18采出98.5％-99％作为塔回流返回至精馏塔三3塔顶，剩余作为一甲基三氯硅烷产品23采出。

步骤(3)中所述精馏塔三塔顶温度控制在100-120℃，塔顶压力控制在0.10-0.30MPa；作为优选方案，精馏塔三3塔顶温度控制在107℃，塔顶压力控制在0.2MPa。

步骤(4)中精馏塔四回流槽13中的物料经精馏塔四回流泵19输送98.5％-99％作为塔回流返回至精馏塔四4顶部，剩余采出一甲三氯硅烷产品25。

步骤(4)中所述精馏塔四塔釜温度控制在80-95℃，塔釜压力控制在0.05-0.15MPa；作为优选方案，精馏塔四4塔釜温度控制在90℃，塔釜压力控制在0.07MPa。

所述精馏塔一1塔顶气相温度较精馏塔二和精馏塔三的塔釜温度高20℃-65℃。

所述精馏塔三3塔顶气相温度较精馏塔四4的塔釜温度5℃-40℃。

本发明工艺技术简单、控制条件严谨、具有良好的应用前景和应用价值，和现有技术相比其良效果在于：常规工艺精馏塔一、精馏塔二、精馏塔三及精馏塔四(实施例中为一、二、三)再沸器加热均全部采用蒸汽，塔顶冷凝全部采用循环水。本发明充分利用物料组分及特性，采用三效精馏工艺技术，

因需满足传热基本条件，发生热传递的条件必须是两个物体间存在温度差，所述精馏塔一塔顶气相温度需高于精馏塔二和精馏塔三的塔釜温度，精馏塔一的热量才能有效传递给精馏塔二和精馏塔三；为满足精馏塔二和精馏塔三再沸器的最合理设计条件，精馏塔二和精馏塔三再沸器的换热面积与传热系数参数依照设计确定，所述精馏塔一塔顶气相温度较精馏塔二和精馏塔三的塔釜温度高20℃-65℃。

因需满足传热基本条件，发生热传递的条件必须是两个物体间存在温度差，所述精馏塔三塔顶气相温度需高于精馏塔四的塔釜温度，精馏塔三的热量才能有效传递给精馏塔四，为满足精馏塔四再沸器的最合理设计条件，精馏塔四再沸器的换热面积与传热系数参数依照设计确定，所述精馏塔三塔顶气相温度较精馏塔四的塔釜温度高5℃-40℃。

本发明工艺技术简单、控制条件严谨、具有良好的应用前景和应用价值，和现有技术相比其良效果在于：常规工艺精馏塔一、精馏塔二、精馏塔三及精馏塔四再沸器加热均全部采用蒸汽，塔顶冷凝全部采用循环水。

本发明充分利用物料组分及特性，采用三效精馏工艺技术，将常规工艺中的精馏塔三拆分为精馏塔三和精馏塔四，一次拆分可将精馏塔一1的多余热量运用于精馏塔二2，最大化利用系统热量。

同时将精馏塔一、精馏塔三加压操作，提高精馏塔一、精馏塔三塔顶温度；因需满足传热基本条件，所述精馏塔一塔顶气相温度较需高于精馏塔三和精馏塔二的塔釜温度，所述精馏塔三塔顶气相温度较需高于精馏塔四的塔釜温度，故需要对精馏塔一、精馏塔三进行加压操作，以此来提高精馏塔一、精馏塔三塔顶温度。

因精馏塔二具有蒸汽再沸器6作为外界系统热量补偿，先将精馏塔一塔顶气相物料优先作为精馏塔三塔釜热耦合再沸器的热源，剩余的作为精馏塔二塔釜再沸器热源，再将精馏塔三塔顶气相物料全部作为精馏塔四塔釜再沸器的热源，合理利用了精馏塔一、精馏塔三塔顶气相蒸汽物料的潜热，可将系统热量进行最大化利用，既降低了精馏塔二、精馏塔三、精馏塔四的蒸汽消耗，又降低了精馏塔一、精馏塔三循环水的用量，同比至少降低蒸汽消耗40％，降低循环水用量40％。

附图说明

图1为本发明的粗单体分耦合方法结构图，其中，1精馏塔一；2精馏塔二；3精馏塔三；4精馏塔四；5精馏塔一再沸器；6精馏塔二塔釜再沸器；7精馏塔二蒸汽再沸器；8精馏塔二冷凝器；9精馏塔三塔釜再沸器；10精馏塔四塔釜再沸器；11精馏塔四冷凝器；12精馏塔二回流槽；13精馏塔四回流槽；14精馏塔二耦合回流泵；15精馏塔二回流泵；16精馏塔二釜液泵；17精馏塔三耦合回流泵；18精馏塔三回流泵；19精馏塔四回流泵；20粗单体进料管；21粗高沸物出料管；22出料管一；23出料管二；24出料管三；25出料管四；26出料管五。

图2为常规工艺的粗单体精馏方法结构图，其中，1’精馏塔一；2’精馏塔二；3’精馏塔三；4’精馏塔一蒸汽再沸器；5’精馏塔二蒸汽再沸器；6’精馏塔三蒸汽再沸器；7’精馏塔一冷凝器；8’精馏塔二冷凝器；9’精馏塔三冷凝器；10’精馏塔一回流槽；11’精馏塔二回流槽；12’精馏塔三回流槽；13’精馏塔一回流泵；14’精馏塔二回流泵；15’精馏塔三进料泵；16’精馏塔三回流泵；17’粗单体进料管；18’粗高沸物出料管；19’出料管一；20’出料管二；21’出料管三；22’二甲基二氯硅烷出料管；23’一甲基三氯硅烷出料管。

具体实施方式

下面结合附图和实施例对本发明作进一步说明，但下述实施例仅仅为本发明的优先实施例，并非全部。基于实施方式中的实施例，本领域技术人员在没有做出创造性劳动的前提下所获得其它实施例，都属于本发明的保护范围。

实施例1

一种粗单体分离装置，粗单体进料管20与精馏塔一1连接；精馏塔一1分别与精馏塔二2底部设置的精馏塔二塔釜再沸器6及精馏塔3底部设置的精馏塔三塔釜再沸器9连接；

精馏塔二塔釜再沸器6经精馏塔二耦合回流泵14与精馏塔三塔釜再沸器9经精馏塔三耦合回流泵17汇合后再与精馏塔二2连接；

精馏塔二2底部与精馏塔二釜液泵16连接，精馏塔二釜液泵16分别与精馏塔三3、精馏塔四4连接。

精馏塔二2底部设置有精馏塔二蒸汽再沸器7。

精馏塔二2顶部与精馏塔二冷凝器8连接，精馏塔二冷凝器8与精馏塔二回流槽12连接，精馏塔二回流槽12经精馏塔二回流泵15一路与精馏塔二2连接，一路与出料管一22连接。

精馏塔三3顶部与精馏塔四4底部设置的精馏塔四塔釜再沸器10连接。

精馏塔四塔釜再沸器10与精馏塔三回流泵18连接，精馏塔三回流泵18一路与精馏塔三3上部连接，一路连接至出料管二23。

精馏塔三3底部与出料管三24连接。

精馏塔四4顶部与精馏塔四冷凝器11连接，精馏塔四冷凝器11与精馏塔四回流槽13连接，精馏塔四回流槽13经精馏塔四回流泵19一路与精馏塔四4连接，一路连接至出料管四25，精馏塔四4底部连接至出料管五26。

精馏塔二塔釜再沸器6经精馏塔二耦合回流泵14与精馏塔一1连接。

精馏塔三塔釜再沸器9经精馏塔三耦合回流泵17与精馏塔一1连接；精馏塔一1连接至粗高沸物出料管21。

精馏塔一1底部还设置有精馏塔一再沸器5。

物料流股合格参数范围如下：

精馏塔一塔底采出流股21：

二甲基二氯硅烷：20-50％，三甲基氯硅烷：0.01-0.1％，高沸物：50-80％。

精馏塔二塔顶采出流股22：

一甲基三氯硅烷：0.1-8％，三甲基氯硅烷：40-60％，一甲基二氯硅烷：30-50％，二甲基氯硅烷5-10％，四氯化硅：0-0.55％，低沸物：3-10％。

精馏塔三塔顶采出流股23：

一甲基三氯硅烷：99.7-100％，二甲基二氯硅烷：0.05-1％，三甲基氯硅烷：0.01-0.5％，四氯化硅：0.01-0.3％。

精馏塔三塔底采出流股24：

二甲基二氯硅烷：99.98-100％，一甲基三氯硅烷：0.005-0.02％，高沸物：0.04-0.2％。

精馏塔四塔顶采出流股25：

一甲基三氯硅烷：99.7-100％，二甲基二氯硅烷：0.05-1％，三甲基氯硅烷：0.01-0.5％，四氯化硅：0.01-0.3％。

精馏塔四塔底采出流股26：

二甲基二氯硅烷：99.98-100％，一甲基三氯硅烷：0.005-0.02％，高沸物：0.04-0.2％。

实施例2

常规工艺的设备连接结构如下：

精馏塔一1’下部设置有精馏塔一蒸汽再沸器4’，精馏塔一1’顶部与精馏塔一冷凝器7’连接，精馏塔一冷凝器7’顶部经气相管道与精馏塔一回流槽10’连接，精馏塔一回流槽10’与精馏塔一回流泵13’连接，精馏塔一回流泵13’一路连接至精馏塔一1’上部，一路与经出料管一19’与精馏塔二2’连接，精馏塔一1’塔釜与粗高沸物出料管18’连接；

精馏塔二2’下部设置有精馏塔二蒸汽再沸器5’，精馏塔二2’顶部与精馏塔二冷凝器8’连接，精馏塔一冷凝器8’顶部经气相管道与精馏塔二回流槽11’连接，精馏塔二回流槽11’与精馏塔二回流泵14’连接，精馏塔二回流泵14’一路连接至精馏塔二2’上部，一路连接至出料管三21’；

精馏塔二底部经出料管二20’与精馏塔三3’中部连接，精馏塔三3’下部设置有精馏塔三蒸汽再沸器6’，精馏塔三3’顶部经气相管道与精馏塔三冷凝器9’连接，精馏塔三冷凝器9’与精馏塔三回流槽12’连接，精馏塔三回流槽12’经精馏塔三回流泵16’一路回流连接至精馏塔三3’上部，一路连接至一甲基三氯硅烷出料管23’，精馏塔三3’底部连接至二甲基二氯硅烷出料管22’。

实施例3

本实施例中有机硅粗单体为甲基氯硅烷组成的混合物，主要组分及质量分数为一甲基三氯硅烷(8.6％)、二甲基二氯硅烷(85％)、三甲基一氯硅烷(3.8％)、一甲基二氯硅烷(1.6％)、四氯化硅(1％)。压力0.7Mpa，温度42℃。

采用实施例2的的设备连接结构进行常规工艺如下：

将有机硅粗单体以25.5t/h的流量进入精馏塔一1’，精馏塔一1’塔顶脱除高沸气相物料经精馏塔一冷凝器7’冷凝进入精馏塔一回流槽10’，精馏塔一回流槽10’中的物料经精馏塔一回流泵13’输送85％体积分数的作为塔回流返回至精馏塔一1’顶部，15％体积分数的气相物料作为精馏塔二2’进料，塔釜采出粗高沸18’；精馏塔一1’塔顶温度控制在135℃，塔顶压力控制在0.45MPa。

精馏塔二2’塔顶气相物料经精馏塔二冷凝器8’冷凝进入精馏塔二回流槽11’，精馏塔二回流槽11’中的物料经精馏塔二回流泵14’输送98％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔二2’顶部，另一部分采出比一甲基三氯硅烷沸点低的组份21’进入后续精馏塔分离，塔釜采出经精馏塔三进料泵15’输送作为精馏塔三3’进料；精馏塔二2’塔釜温度控制在90℃，塔釜压力控制在0.07MPa。

精馏塔三3’塔顶气相物料经精馏塔三冷凝器9’冷凝进入精馏塔三回流槽12’，精馏塔三回流槽12’中的物料经精馏塔三回流泵16’输送99％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔三3’顶部，采出1％体积分数的物料，即一甲三氯硅烷产品23’，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品22’；精馏塔三3’塔顶温度控制在107℃，塔顶压力控制在0.2MPa。

采用本实施例1进行的粗单体精馏节能工艺如下：

(1)将有机硅粗单体以25.5t/h的流量进入精馏塔一1，精馏塔一1塔顶脱除高沸气相物料以35％体积分数优先进入精馏塔三塔釜再沸器9作为热源，剩下的65％体积分数的气相物料进入精馏塔二塔釜再沸器6作为热源，经热耦合再沸器冷凝后，分别通过精馏塔三耦合回流泵17和精馏塔二耦合回流泵14将85％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔一1塔顶，15％体积分数的物料作为精馏塔二2进料，塔釜采出粗高沸21；精馏塔一1塔顶温度控制在135℃，塔顶压力控制在0.45MPa。

(2)精馏塔二2塔釜采用第二再沸器精馏塔二蒸汽再沸器7作为补充热源，精塔顶气相经精馏塔二冷凝器8冷凝进入精馏塔二回流槽12，精馏塔二回流槽12中的物料经精馏塔二回流泵15输送98％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔二2顶部，采出2％比一甲基三氯硅烷沸点低的组份22进入后续精馏塔分离，塔釜采出经精馏塔二釜液泵16输送60％体积分数的物料进入精馏塔三3，剩余的40％体积分数的物料作为精馏塔四4进料；精馏塔二2塔釜温度控制在87℃，塔釜压力控制在0.06MPa。

(3)精馏塔三3塔顶气相物料全部进入精馏塔四塔釜再沸器10作为热源，经精馏塔四塔釜再沸器10冷凝后，通过精馏塔三回流泵18采出99％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔三3塔顶，1％体积分数的物料作为一甲基三氯硅烷产品23采出，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品24；精馏塔三3塔顶温度控制在107℃，塔顶压力控制在0.2MPa。

(4)精馏塔四4塔顶顶气相经精馏塔四冷凝器11冷凝进入精馏塔四回流槽13，精馏塔四回流槽13中的物料经精馏塔四回流泵19输送98.5％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔四4顶部，另一部分采出1.5％体积分数物料一甲三氯硅烷产品25，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品26；精馏塔四4塔釜温度控制在90℃，塔釜压力控制在0.07MPa。

针对本申请的这一工艺条件，本申请对各气相物料的走向选择及走向的量对冷凝器及再沸器负荷影响进行了精细化条件，发现气相的走量对实现精馏过程节能效应的影响是巨大的，具体如下：

注：以上百分数均为体积分数。

上述步骤(1)是指精馏塔一1塔顶脱除高沸气相物料以优先进入精馏塔三塔釜再沸器9作为热源，以及气相物料进入精馏塔二塔釜再沸器6作为热源进料的分流情况。

上述第二栏步骤(1)是指通过精馏塔三耦合回流泵17和精馏塔二耦合回流泵14物料作为塔回流返回至精馏塔一1塔顶，以及作为精馏塔二2进料的分流情况。

上述步骤(2)是指精馏塔二2塔釜采出经精馏塔二釜液泵16输送至精馏塔三3，以及作为精馏塔四4进料的的分流情况。

相同处理量及产品质量情况下，常规工艺与本发明工艺和系统的能耗对比数据如下：

本申请的工艺条件及常规技术手段的工艺条件均能使得到的产品一甲基三氯硅烷的纯度达到99.7％及以上，二甲基二氯硅烷的纯度达到99.98％以上。

通过以上数据对比可以看出，采用本发明艺及系统，在相同处理量及产品质量的情况下，热消耗仅为常规工艺的55.43％，冷凝器负荷为常规工艺的50.92％，大幅度降低了能和及循环水的用量。

实施例4

以实施例3有机硅单体组分为原料进行分离，将有机硅粗单体以25.5t/h的流量进入精馏塔一1，精馏塔一1塔顶脱除高沸气相物料先以65％体积分数的气相物料进入精馏塔二塔釜再沸器6作为热源，作为精馏塔二的热源后，剩余35％体积分数再进入精馏塔三塔釜再沸器9作为热源，经热耦合再沸器冷凝后，分别通过精馏塔三耦合回流泵17和精馏塔二耦合回流泵14将85％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔一1塔顶，15％体积分数的物料作为精馏塔二2进料，塔釜采出粗高沸21；精馏塔一1塔顶温度控制在135℃，塔顶压力控制在0.45MPa。

对比实施例3，以上只是改变了精馏系统的开车步骤，未改变物料流股分配参数，其实现的工艺效果与实施例3一致。

或者精馏塔一1塔顶脱除高沸气相物料先以35％体积分数的气相物料进入精馏塔二塔釜再沸器6作为热源，作为精馏塔二的热源后，剩余65％体积分数再进入精馏塔三塔釜再沸器9作为热源，经热耦合再沸器冷凝后，分别通过精馏塔三耦合回流泵17和精馏塔二耦合回流泵14将85％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔一1塔顶，15％体积分数的物料作为精馏塔二2进料，塔釜采出粗高沸21；精馏塔一1塔顶温度控制在135℃，塔顶压力控制在0.45MPa。

对比实施例3，以上改变了精馏系统的开车步骤与物料流股分配参数，且物料流股的分配参数超过工艺范围，其实现的工艺效果为精馏系统无法正常开车运行。

实施例5

采用实施例2进行的粗单体精馏常规工艺如下：

将有机硅粗单体以20.5t/h的流量进入精馏塔一1，精馏塔一1塔顶脱除高沸气相物料经精馏塔一1冷凝器7冷凝进入精馏塔一回流槽10，精馏塔一1回流槽10中的物料经精馏塔一1回流泵13将89％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔一1顶部，11％体积分数的物料作为精馏塔二2进料，塔釜采出粗高沸18；精馏塔一1塔顶温度控制在132℃，塔顶压力控制在0.42MPa。

精馏塔二2塔顶气相物料经精馏塔二2冷凝器8冷凝进入精馏塔二2回流槽11，精馏塔二2回流槽11中的物料经精馏塔二2回流泵14输送99％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔二2顶部，采出1％比一甲基三氯硅烷沸点低的组份21进入后续精馏塔分离，塔釜采出经精馏塔三进料泵15输送作为精馏塔三3进料；精馏塔二2塔釜温度控制在90℃，塔釜压力控制在0.08MPa。

精馏塔三3塔顶气相物料经精馏塔三3冷凝器9冷凝进入精馏塔三3回流槽12，精馏塔三3回流槽12中的物料经精馏塔三3回流泵16采出98.5％体积分数的物作为塔回流返回至精馏塔三3顶部，1.5％体积分数的物料采出一甲三氯硅烷产品23，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品22；精馏塔三3塔顶温度控制在109℃，塔顶压力控制0.21MPa。

采用本实施例1进行的粗单体精馏节能工艺如下：

将有机硅粗单体以20.5t/h的流量进入精馏塔一1，精馏塔一1塔顶脱除高沸气相物料以44％体积分数优先进入精馏塔三塔釜再沸器9作为热源，剩下的56％体积分数气相物料进入精馏塔二塔釜再沸器6作为热源，经热耦合再沸器冷凝后，分别通过精馏塔三耦合回流泵17和精馏塔二耦合回流泵14将89％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔一1塔顶，11％体积分数的物料作为精馏塔二2进料，塔釜采出粗高沸21；精馏塔一1塔顶温度控制在132℃，塔顶压力控制在0.42MPa。

精馏塔二2塔釜采用第二再沸器精馏塔二蒸汽再沸器7作为补充热源，精塔顶气相经精馏塔二冷凝器8冷凝进入精馏塔二回流槽12，精馏塔二回流槽12中的物料经精馏塔二回流泵15输送99％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔二2顶部，采出1％比一甲基三氯硅烷沸点低的组份22进入后续精馏塔分离，塔釜采出经精馏塔二釜液泵16输送64％体积分数的物料作为精馏塔三3，剩余的36％体积分数的物料作为精馏塔四4进料；精馏塔二2塔釜温度控制在90℃，塔釜压力控制在0.08MPa。

精馏塔三3塔顶气相物料全部进入精馏塔四塔釜再沸器10作为热源，经精馏塔四塔釜再沸器10冷凝后，通过精馏塔三回流泵18采出98.5％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔三3塔顶，1.5％体积分数的物料作为一甲基三氯硅烷产品23采出，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品24；精馏塔三3塔顶温度控制在109℃，塔釜压力控制在0.21MPa。

精馏塔四4塔顶顶气相经精馏塔四冷凝器11冷凝进入精馏塔四回流槽13，精馏塔四回流槽13中的物料经精馏塔四回流泵19输送99％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔四4顶部，采出1％体积分数物料一甲三氯硅烷产品25，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品26；精馏塔四4塔釜温度控制在92℃，塔釜压力控制在0.08MPa。

控制工艺过程同实施例5的粗单体精馏节能工艺，仅精馏塔二塔釜温度控制为70℃，压力控制为0.02MPa，进行的工艺为实施例5-1。

同样的，控制工艺过程同实施例5的粗单体精馏节能工艺，仅精馏塔二塔釜温度控制为75℃，压力控制为0.03MPa，进行的工艺为实施例5-2。

同样的，控制工艺过程同实施例5的粗单体精馏节能工艺，仅精馏塔二塔釜温度控制为100℃，压力控制为0.02MPa，进行的工艺为实施例5-3。

同样的，控制工艺过程同实施例5的粗单体精馏节能工艺，仅精馏塔二塔釜温度控制为108℃，压力控制为0.26MPa，进行的工艺为实施例5-4。

同样的，控制工艺过程同实施例5的粗单体精馏节能工艺，仅精馏塔二塔釜温度控制6为115℃，压力控制为0.34MPa，进行的工艺为实施例5-5。

相同处理量及产品质量情况下，常规工艺与本发明工艺和系统的能耗对比数据如下：

本申请的工艺条件及常规技术手段的工艺条件均能使得到的产品一甲基三氯硅烷的纯度达到99.7％及以上，二甲基二氯硅烷的纯度达到99.98％以上；

通过以上数据对比可以看出，采用本发明工艺及系统，在相同处理量及产品质量的情况下，热消耗仅为常规工艺的57.25％，冷凝器负荷为常规工艺的55.39％，大幅度降低了能和及循环水的用量。

实施例6

采用实施例2进行的粗单体精馏常规工艺如下：

将有机硅粗单体17以30.5t/h的流量进入精馏塔一1，精馏塔一1塔顶脱除高沸气相物料经精馏塔一1冷凝器7冷凝进入精馏塔一回流槽10，精馏塔一1回流槽10中的物料经精馏塔一1回流泵13将87％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔一1顶部，13％体积分数的物料作为精馏塔二2进料，塔釜采出粗高沸18；精馏塔一1塔顶温度控制在138℃，塔顶压力控制在0.48MPa。

精馏塔二2塔顶气相物料经精馏塔二2冷凝器8冷凝进入精馏塔二2回流槽11，精馏塔二2回流槽11中的物料经精馏塔二2回流泵14输送99％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔二2顶部，采出1％比一甲基三氯硅烷沸点低的组份21进入后续精馏塔分离，塔釜采出经精馏塔三进料泵15输送作为精馏塔三3进料；精馏塔二2塔釜温度控制在93℃，塔釜压力控制在0.09MPa。

精馏塔三3塔顶气相物料经精馏塔三3冷凝器9冷凝进入精馏塔三3回流槽12，精馏塔三3回流槽12中的物料经精馏塔三3回流泵16采出98.5％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔三3顶部，1.5％体积分数的物料作为一甲三氯硅烷产品23，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品22；精馏塔三3塔顶温度控制在112℃，塔顶压力控制0.23MPa。

采用本实施例1进行的粗单体精馏节能工艺如下：

将有机硅粗单体20以30.5t/h的流量进入精馏塔一1，精馏塔一1塔顶脱除高沸气相物料36％体积分数优先进入精馏塔三塔釜再沸器9作为热源，剩下的64％体积分数气相物料进入精馏塔二塔釜再沸器6作为热源，经热耦合再沸器冷凝后，分别通过精馏塔三耦合回流泵17和精馏塔二耦合回流泵14将87％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔一1塔顶，13％体积分数的物料作为精馏塔二2进料，塔釜采出粗高沸21；精馏塔一1塔顶温度控制在138℃，塔顶压力控制在0.48MPa。

精馏塔二2塔釜采用第二再沸器精馏塔二蒸汽再沸器7作为补充热源，精塔顶气相经精馏塔二冷凝器8冷凝进入精馏塔二回流槽12，精馏塔二回流槽12中的物料经精馏塔二回流泵15输送99％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔二2顶部，采出1％比一甲基三氯硅烷沸点低的组份22进入后续精馏塔分离，塔釜采出经精馏塔二釜液泵16输送70％体积分数的物料作为精馏塔三3，剩余的30％体积分数的物料作为精馏塔四4进料；精馏塔二2塔釜温度控制在93℃，塔釜压力控制在0.09MPa。

精馏塔三3塔顶气相物料全部进入精馏塔四塔釜再沸器10作为热源，经精馏塔四塔釜再沸器10冷凝后，通过精馏塔三回流泵18采出98.5％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔三3塔顶，1.5％体积分数的物料作为一甲基三氯硅烷产品23采出，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品24；精馏塔三3塔顶温度控制在112℃，塔顶压力控制在0.23MPa。

精馏塔四4塔顶顶气相经精馏塔四冷凝器11冷凝进入精馏塔四回流槽13，精馏塔四回流槽13中的物料经精馏塔四回流泵19输送99％体积分数的物料作为塔回流返回至精馏塔四4顶部，采出1％体积分数物料一甲三氯硅烷产品25，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品26；精馏塔四4塔釜温度控制在94℃，塔釜压力控制在0.09MPa。

通过以上数据对比可以看出，采用本发明工艺及系统，在相同处理量及产品质量的情况下，热消耗仅为常规工艺的56.63％，冷凝器负荷为常规工艺的52.49％，大幅度降低了能和及循环水的用量。

实施例7

步骤及工艺条件同实施例3，控制精馏塔一1塔顶压力在0.2MPa，则精馏塔一1塔顶温度对应降低至110℃；控制精馏塔二塔釜压力在0.2MPa，则精馏塔二塔釜温度对应上升至100℃；这一条件使精馏塔一与精馏塔二的塔釜温度差异为10℃，以上条件不满足所述精馏塔一1塔顶气相温度较精馏塔二的塔釜温度高20℃-65℃范围，导致精馏塔二的再沸器6不能有效为精馏塔二提供热量，系统不能正常运行。

步骤及工艺条件同实施例3，控制精馏塔一1塔顶压力在0.3MPa，则精馏塔一1塔顶温度对应降低至120℃；控制精馏塔二塔釜压力在0.25MPa，则精馏塔二塔釜温度对应上升至108℃；这一条件使精馏塔一与精馏塔二的塔釜温度差异为12℃，以上条件不满足所述精馏塔一1塔顶气相温度较精馏塔二的塔釜温度高20℃-65℃范围，导致精馏塔二的再沸器6不能有效为精馏塔二提供热量，系统不能正常运行。

步骤及工艺条件同实施例3，控制精馏塔一1塔顶压力在0.6MPa，则精馏塔一1塔顶温度对应上升至145℃；控制精馏塔二塔釜压力在0.02MPa，则精馏塔二塔釜温度对应下降至73℃；这一条件使精馏塔一与精馏塔二的塔釜温度差异为72℃，以上条件不满足所述精馏塔一1塔顶气相温度较精馏塔二的塔釜温度高20℃-65℃范围，导致精馏塔二的再沸器6为精馏塔二提供热量过多，系统不能正常运行。

步骤及工艺条件同实施例3，控制精馏塔一1塔顶压力在0.45MPa，则精馏塔一1塔顶温度对应降低至135℃；控制精馏塔三塔釜压力在0.3MPa，则精馏塔三塔釜温度对应上升至120℃；这一条件使精馏塔一与精馏塔三的塔釜温度差异为15℃，以上条件不满足所述精馏塔一1塔顶气相温度较精馏塔三的塔釜温度高20℃-65℃范围，导致精馏塔三的再沸器9不能有效为精馏塔三提供热量，系统不能正常运行。

步骤及工艺条件同实施例3，控制精馏塔一1塔顶压力在0.55MPa，则精馏塔一1塔顶温度对应上升至141℃；控制精馏塔三塔釜压力在0.015MPa，则精馏塔三塔釜温度对应下降至70℃；这一条件使精馏塔一与精馏塔三的塔釜温度差异为71℃，以上条件不满足所述精馏塔一1塔顶气相温度较精馏塔三的塔釜温度高20℃-65℃范围，导致精馏塔三的再沸器9为精馏塔三提供热量过多，系统不能正常运行。

步骤及工艺条件同实施例3，控制精馏塔一1塔顶压力在0.3MPa，则精馏塔一1塔顶温度对应降低至120℃；控制精馏塔三塔釜压力在0.25MPa，则精馏塔三塔釜温度对应上升至115℃；这一条件使精馏塔一与精馏塔三的塔釜温度差异为5℃，以上条件不满足所述精馏塔一1塔顶气相温度较精馏塔三的塔釜温度高20℃-65℃范围，导致精馏塔三的再沸器9不能有效为精馏塔三提供热量，系统不能正常运行。

实施例8

步骤及工艺条件同实施例3，控制精馏塔三塔釜压力在0.33MPa，则精馏塔三塔釜温度对应上升至128℃；精馏塔四塔塔釜压力控制在0.06MPa，釜温度控制在83℃，这一条件使精馏塔三与精馏塔四的塔釜温度差异为45℃，以上条件不满足所述精馏塔三3塔顶气相温度较精馏塔四的塔釜温度高5-40℃范围，导致精馏塔四的再沸器10为精馏塔四提供热量过多，系统不能正常运行。

步骤及工艺条件同实施例3，控制精馏塔三塔釜压力在0.05MPa，则精馏塔三塔釜温度对应下降至95℃；精馏塔四塔塔釜压力控制在0.15MPa，釜温度控制在95℃，这一条件使精馏塔三与精馏塔四的塔釜温度差异为0℃，以上条件不满足所述精馏塔三3塔顶气相温度较精馏塔四的塔釜温度高5-40℃范围，导致精馏塔四的再沸器10不能为精馏塔四提供热量，系统不能正常运行。

实施例9

步骤及工艺条件同实施例3，控制精馏塔一1顶脱除高沸气相物料低于35％或高于45％先进入精馏塔三塔釜再沸器9作为热源，因高沸气相物料低于35％或高于45％，再沸器9所接受热量过低或过高，导致精馏塔三的再沸器9为精馏塔3提供的热量过低或过高，系统不能正常运行。

Claims (32)

1.一种粗单体分离装置，其特征在于，粗单体进料管（20）与精馏塔一（1）连接；精馏塔一（1）分别与精馏塔二（2）底部设置的精馏塔二塔釜再沸器（6）及精馏塔（3）底部设置的精馏塔三塔釜再沸器（9）连接；

精馏塔二塔釜再沸器（6）经精馏塔二耦合回流泵（14）与精馏塔三塔釜再沸器（9）经精馏塔三耦合回流泵（17）汇合后再与精馏塔二（2）连接；

精馏塔二（2）底部与精馏塔二釜液泵（16）连接，精馏塔二釜液泵（16）分别与精馏塔三（3）、精馏塔四（4）连接。

2.根据权利要求1所述的粗单体分离装置，其特征在于，精馏塔二（2）底部设置有精馏塔二蒸汽再沸器（7）。

3.根据权利要求2所述的粗单体分离装置，其特征在于，精馏塔二（2）顶部与精馏塔二冷凝器（8）连接，精馏塔二冷凝器（8）与精馏塔二回流槽（12）连接，精馏塔二回流槽（12）经精馏塔二回流泵（15）一路与精馏塔二（2）连接，一路与出料管一（22）连接。

4.根据权利要求2所述的粗单体分离装置，其特征在于，精馏塔三（3）顶部与精馏塔四（4）底部设置的精馏塔四塔釜再沸器（10）连接。

5.根据权利要求4所述的粗单体分离装置，其特征在于，精馏塔四塔釜再沸器（10）与精馏塔三回流泵（18）连接，精馏塔三回流泵（18）一路与精馏塔三（3）上部连接，一路连接至出料管二（23）。

6.根据权利要求5所述的粗单体分离装置，其特征在于，精馏塔三（3）底部与出料管三（24）连接。

7.根据权利要求1所述的粗单体分离装置，其特征在于，精馏塔四（4）顶部与精馏塔四冷凝器（11）连接，精馏塔四冷凝器（11）与精馏塔四回流槽（13）连接，精馏塔四回流槽（13）经精馏塔四回流泵（19）一路与精馏塔四（4）连接，一路连接至出料管四（25），精馏塔四（4）底部连接至出料管五（26）。

8.根据权利要求1所述的粗单体分离装置，其特征在于，精馏塔二塔釜再沸器（6）经精馏塔二耦合回流泵（14）与精馏塔一（1）连接。

9.根据权利要求1所述的粗单体分离装置，其特征在于，精馏塔三塔釜再沸器（9）经精馏塔三耦合回流泵（17）与精馏塔一（1）连接；精馏塔一（1）连接至粗高沸物出料管（21）。

10.根据权利要求1所述的粗单体分离装置，其特征在于，精馏塔一（1）底部还设置有精馏塔一再沸器（5）。

11.粗单体分离工艺，其特征在于，包括如下步骤：

（1）将有机硅粗单体进入精馏塔一1，精馏塔一1塔顶脱除高沸气相物料先进入精馏塔三塔釜再沸器9作为热源，再进入精馏塔三塔釜再沸器6作为热源，经精馏塔三塔釜再沸器9及精馏塔二塔釜再沸器6内的两个再沸器的气相物料冷凝汇合后作为精馏塔二2进料；

（2）精馏塔二2塔釜采出经精馏塔二釜液泵16输送作为精馏塔三3和精馏塔四4进料。

12.根据权利要求11所述的粗单体分离工艺，其特征在于，步骤（1）中有机硅粗单体为甲基氯硅烷组成的混合物，主要组分及质量分数为一甲基三氯硅烷（6%-9%）、二甲基二氯硅烷（82%-87%）、三甲基一氯硅烷（2.8%-3.7%）、一甲基二氯硅烷（1.3%-2%）、四氯化硅（0.05%-1%）。

13.根据权利要求12所述的粗单体分离工艺，其特征在于，步骤（1）中所述精馏塔一塔顶温度控制在120-145℃，塔顶压力控制在0.30-0.6MPa；优选为精馏塔一1塔顶温度控制在135℃，塔顶压力控制在0.45MPa，有机硅粗单体以20-35t/h的流量进入精馏塔一1。

14.根据权利要求13所述的粗单体分离工艺，其特征在于，步骤（1）中精馏塔一1塔顶脱除高沸气相物料35%-45%先进入精馏塔三塔釜再沸器9作为热源，剩余的气相物料进入精馏塔三塔釜再沸器6作为热源。

15.根据权利要求14所述的粗单体分离工艺，其特征在于，步骤（1）中精馏塔一1塔顶脱除高沸气相物料35%、36%、37%、38%、39%、40%、41%、42%、43%、44%、或45%先进入精馏塔三塔釜再沸器9作为热源，对应剩余的气相物料进入精馏塔三塔釜再沸器6作为热源。

16.根据权利要求11所述的粗单体分离工艺，其特征在于，步骤（1）中经精馏塔三塔釜再沸器9及精馏塔二塔釜再沸器6两个再沸器内的热源经冷凝分别通过精馏塔三耦合回流泵17和精馏塔四耦合回流泵14汇合后10-15%作为精馏塔二2进料，剩余的85%-90%作为塔回流返回至精馏塔一1塔顶，自精馏塔一1采出粗高沸物。

17.根据权利要求16所述的粗单体分离工艺，其特征在于，步骤（1）中经精馏塔三塔釜再沸器9及精馏塔二塔釜再沸器6两个再沸器内的热源经冷凝分别通过精馏塔三耦合回流泵17和精馏塔四耦合回流泵14汇合后10%、11%、12%、13%、14%、或15%作为精馏塔二2进料，对应剩余的90%、89%、88%、87%、86%、85%作为塔回流返回至精馏塔一1塔顶，自精馏塔一1采出粗高沸物。

18.根据权利要求11所述的粗单体分离工艺，其特征在于，步骤（2）中精馏塔二2塔釜采用精馏塔二蒸汽再沸器7作为补充热源，使精馏塔二塔釜温度控制在80-100℃，塔釜压力控制在0.05-0.2MPa，作为优选方案，精馏塔二2塔釜温度控制在87℃，塔釜压力控制在0.06MPa。

19.根据权利要求18所述的粗单体分离工艺，其特征在于，精馏塔二2塔顶气相经精馏塔二冷凝器8冷凝进入精馏塔二回流槽12，精馏塔二回流槽12中的物料经精馏塔二回流泵15输送一部分作为塔回流返回至精馏塔二2顶部，另一部分采出低沸点的组分22。

20.根据权利要求19所述的粗单体分离工艺，其特征在于，精馏塔二回流槽12中的物料经精馏塔二回流泵15输送97%-98%作为塔回流返回至精馏塔二2顶部，2%-3%采出低沸点的组分22。

21.根据权利要求11所述的粗单体分离工艺，其特征在于，步骤（2）中精馏塔二2塔釜采出经精馏塔二釜液泵16输送60%-70%作为精馏塔三3进料、剩余作为精馏塔四4进料。

22.根据权利要求21所述的粗单体分离工艺，其特征在于，步骤（2）中精馏塔二2塔釜采出经精馏塔二釜液泵16输送60%、61%、62%、63%、64%、65%、66%、67%、68%、69%、70%作为精馏塔三3进料、剩余作为精馏塔四4进料。

23.根据权利要求22所述的粗单体分离工艺，其特征在于，所述精馏塔三塔顶温度控制在100-120℃，塔顶压力控制在0.10-0.30MPa；作为优选方案，精馏塔三3塔顶温度控制在107℃，塔顶压力控制在0.2MPa。

24.根据权利要求23所述的粗单体分离工艺，其特征在于，精馏塔三3塔顶气相物料进入精馏塔四塔釜再沸器10作为热源，经精馏塔四塔釜再沸器10冷凝后，通过精馏塔三回流泵18一部分作为塔回流返回至精馏塔三3塔顶，另一部分作为一甲基三氯硅烷产品23采出，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品24。

25.根据权利要求24所述的粗单体分离工艺，其特征在于，精馏塔三3塔顶气相物料全部进入精馏塔四塔釜再沸器10作为热源。

26.根据权利要求25所述的粗单体分离工艺，其特征在于，精馏塔三回流泵18采出98.5%-99%作为塔回流返回至精馏塔三3塔顶，剩余作为一甲基三氯硅烷产品23采出。

27.根据权利要求21所述的粗单体分离工艺，其特征在于，精馏塔四塔釜温度控制在80-95℃，塔釜压力控制在0.05-0.15MPa；作为优选方案，精馏塔四4塔釜温度控制在90℃，塔釜压力控制在0.07MPa。

28.根据权利要求27所述的粗单体分离工艺，其特征在于，精馏塔四4塔顶顶气相经精馏塔四冷凝器11冷凝进入精馏塔四回流槽13，精馏塔四回流槽13中的物料经精馏塔四回流泵19输送一部分作为塔回流返回至精馏塔四4顶部，另一部分采出一甲三氯硅烷产品25，塔釜采出二甲基二氯硅烷产品26。

29.根据权利要求28所述的粗单体分离工艺，其特征在于，步骤（4）中精馏塔四回流槽13中的物料经精馏塔四回流泵19输送98.5％-99％作为塔回流返回至精馏塔四4顶部，剩余采出一甲三氯硅烷产品25。

30.根据权利要求11-26任一项所述的粗单体分离工艺，其特征在于，所述精馏塔一1塔顶气相温度较精馏塔二和精馏塔三的塔釜温度高20℃-65℃。

31.根据权利要求30所述的粗单体分离工艺，其特征在于，所述精馏塔三3塔顶气相温度较精馏塔二4的塔釜温度高5℃-40℃。

32.根据权利要求11-26、27-29、30、31任一项所述的粗单体分离工艺，其特征在于，所述分离工艺进行的装置采用权利要求1-10任一项所述的粗单体分离装置。

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