阿莫西林生產(chǎn)工藝中d-酸酯化尾氣的回收系統(tǒng)的制作方法
【專利摘要】本發(fā)明公開了一種阿莫西林生產(chǎn)工藝中D-酸酯化尾氣的回收系統(tǒng)，包括氯化氫分離系統(tǒng)、預(yù)分離系統(tǒng)和二氧化硫分離系統(tǒng)，以從尾氣中分離出氯化氫和二氧化硫，不但可解決大氣污染問題，而且還可為阿莫西林生產(chǎn)工藝中的下游工序提供所需優(yōu)質(zhì)原料，是一項(xiàng)真正意義上的環(huán)境友好、資源節(jié)約的優(yōu)質(zhì)技術(shù)。
【專利說明】阿莫西林生產(chǎn)工藝中D-酸酯化尾氣的回收系統(tǒng)
【技術(shù)領(lǐng)域】
[0001]本發(fā)明涉及阿莫西林生產(chǎn)工藝中D-酸酯化尾氣的回收系統(tǒng)。
【背景技術(shù)】
[0002]阿莫西林(Amoxicillin)，學(xué)名羥氨芐青霉素，是一種最常用的青霉素類廣譜β-內(nèi)酰胺類抗生素，適用于敏感細(xì)菌(不產(chǎn)內(nèi)酰胺酶菌株)所致的感染。是目前在臨床上得到廣泛應(yīng)用、療效較好和評價(jià)極高的一類抗生素，在抗感染藥品中占據(jù)了重要地位，備受醫(yī)生和患者的青睞。為此，世界衛(wèi)生組織(WHO)推薦本品作為首選的β-內(nèi)酰胺類口服抗生素，其原料藥以每年6%的速度遞增。
[0003]D-酸酯化反應(yīng)是阿莫西林原藥生產(chǎn)工藝中的重要工序，其使用的原料為D-酸、甲醇和氯化亞砜，生成的產(chǎn)物為甲酯鹽酸鹽。該反應(yīng)過程產(chǎn)生的尾氣中含有大量的HC1、S0JPCH3OH (甲醇)氣體。據(jù)統(tǒng)計(jì)，年產(chǎn)3萬噸阿莫西林的生產(chǎn)裝置，其D-酸酯化反應(yīng)需氯化亞砜約1.35萬立方米/年。產(chǎn)生的尾氣中約含有SO2L 2萬噸/年，HCll萬噸/年，甲醇0.24萬噸/年，以及少量的二氯甲烷和氯化亞砜。
[0004]現(xiàn)有技術(shù)中尚無對阿莫西林生產(chǎn)工藝中D-酸酯化尾氣進(jìn)行高效回收的工藝系統(tǒng)，這些氣體若直接排放至大氣當(dāng)中，將造成空氣污染，使人吸入后中毒，甚至窒息而死；同時(shí)，還會在當(dāng)?shù)匦纬伤嵊?；目前，對阿莫西林生產(chǎn)工藝中D-酸酯化尾氣的常規(guī)處理方式是用堿液進(jìn)行中和，然而這樣不僅會消耗大量的堿液，還會形成含有Cl —和so42 —的廢水，污染地下水源，對生態(tài)環(huán)境產(chǎn)生嚴(yán)重后果。

【發(fā)明內(nèi)容】

[0005]本發(fā)明的目的在于提供一種阿莫西林生產(chǎn)工藝中D-酸酯化尾氣的回收方法和系統(tǒng)，以對D-酸酯化尾氣進(jìn)行高效的分離和回收。
[0006]為實(shí)現(xiàn)上述發(fā)明目的，本發(fā)明采用以下技術(shù)方案:
[0007]一種阿莫西林生產(chǎn)工藝中D-酸酯化尾氣的回收系統(tǒng)，包括:
[0008]氯化氫分離系統(tǒng)，所述氯化氫分離系統(tǒng)包括冷分系統(tǒng)和氯化氫精餾系統(tǒng)，所述冷分系統(tǒng)用于對來自預(yù)分離系統(tǒng)的部分含氯化氫氣體和來自D-酸酯化的尾氣進(jìn)行冷凝，分離出液相和氯化氫摩爾含量大于70%的氣相；所述氯化氫精餾系統(tǒng)包括氯化氫塔，所述氯化氫精餾系統(tǒng)用于對來自所述冷分系統(tǒng)的氣相進(jìn)行精餾，以在塔頂?shù)玫铰然瘹洚a(chǎn)品；
[0009]預(yù)分離系統(tǒng)，所述預(yù)分離系統(tǒng)包括預(yù)分離塔，所述預(yù)分離系統(tǒng)用于對來自冷分系統(tǒng)的液相和來自氯化氫精餾系統(tǒng)的塔底出料進(jìn)行分離，以在所述預(yù)分離塔的塔底得到氯化氫摩爾含量小于0.01%的塔底出料，在塔頂?shù)玫胶然瘹錃怏w；
[0010]二氧化硫分離系統(tǒng)，所述二氧化硫分離系統(tǒng)包括二氧化硫塔，所述二氧化硫分離系統(tǒng)用于對來自所述預(yù)分離系統(tǒng)的塔底出料進(jìn)行分離，以在塔頂?shù)玫蕉趸虍a(chǎn)品、在塔底得到甲醇產(chǎn)品。
[0011]本發(fā)明的冷分系統(tǒng)充分利用了物料中氯化氫與二氧化硫以及甲醇沸點(diǎn)差異大的特點(diǎn)，通過控制適當(dāng)?shù)睦淠郎囟群蛪毫?，即可使絕大部分氯化氫進(jìn)入氣相中，而絕大部分二氧化硫以及甲醇進(jìn)入液相中，為后續(xù)在氯化氫精餾系統(tǒng)中有效分離出高純氯化氫提供了堅(jiān)實(shí)的基礎(chǔ)，而且實(shí)現(xiàn)簡便，比如通過直接冷凝(比如利用液氨冷凝)或先增壓后冷凝。根據(jù)本發(fā)明的優(yōu)選實(shí)施方式，所述冷分系統(tǒng)包括:
[0012]緩沖罐，用于接收并混合來自預(yù)分離系統(tǒng)的部分含氯化氫氣體和來自D-酸酯化尾氣；
[0013]增壓機(jī)，用于對來自緩沖罐的混合氣進(jìn)行壓縮；
[0014]冷凝器，用于對增壓機(jī)增壓后的氣體進(jìn)行冷凝；
[0015]分離罐，用于對冷凝器冷凝后的物料進(jìn)行分離，分離出液相和氣相。
[0016]根據(jù)本發(fā)明的優(yōu)選實(shí)施方式，所述氯化氫精餾系統(tǒng)包括:
[0017]氯化氫塔，用于對來自所述冷分系統(tǒng)的氣相中的氯化氫進(jìn)行精餾，以在塔頂采出氯化氫產(chǎn)品；
[0018]氯化氫塔換熱器，用于使壓縮機(jī)壓縮后塔頂出料與壓縮前的塔頂出料換熱，以回收冷量；
[0019]壓縮機(jī)，用于對來自氯化氫塔換熱器的塔頂出料進(jìn)行壓縮；
[0020]節(jié)流閥，用于對來自所述氯化氫塔換熱器的冷凝液進(jìn)行節(jié)流膨脹，以提供塔頂回流。
[0021]這樣，氯化氫塔不需要外加的制冷設(shè)備及冷載體提供冷量，而是由部分塔頂出料作為冷載體，充分利用了氯化氫壓縮機(jī)的壓縮功，將壓縮功變?yōu)槔淞浚瑢?shí)現(xiàn)塔頂回流，使得氯化氫塔操作簡便、可靠，避免了由于其沸點(diǎn)低(常壓下約為_85°C )而導(dǎo)致的直接冷凝所需配套設(shè)備多，投資大的問題(比如采用液氨冷凝)。
[0022]優(yōu)選地，所述氯化氫塔的進(jìn)料口設(shè)于塔底部，采用塔底進(jìn)料，因此所述氯化氫塔不設(shè)有提餾段，從而無需配置塔釜再沸器，充分利用氯化氫塔的高度對氯化氫進(jìn)行精餾，保證了產(chǎn)品HCl的純度。同時(shí)在氯化氫塔的塔頂和塔底完全消除了外部冷源或熱源的引入(t匕如常規(guī)塔的塔釜再沸器需要外部熱源，塔頂冷凝器需要外部冷源)，使系統(tǒng)更為簡化，也更有利于操作控制。另外，通過設(shè)置緩沖罐、增壓機(jī)、冷凝器和分離罐對氣體進(jìn)行處理，使所述氯化氫塔無需設(shè)置兩股進(jìn)料，同樣使所述氯化氫塔便于控制，易于保證塔頂氯化氫的純度。
[0023]根據(jù)本發(fā)明的優(yōu)選實(shí)施方式，所述預(yù)分離系統(tǒng)包括:
[0024]預(yù)分離塔，用于對來自冷分系統(tǒng)的液相以及氯化氫精餾系統(tǒng)的塔底出料中的氯化氫進(jìn)行分離，以在所述預(yù)分離塔的塔底得到氯化氫摩爾含量小于0.01%的塔底出料，在塔頂?shù)玫胶然瘹錃怏w，這樣當(dāng)這些塔底出料中的一部分去往所述二氧化硫分離系統(tǒng)時(shí)，其分離得到的產(chǎn)物中同樣基本不含氯化氫；
[0025]預(yù)分離塔換熱器，用于為所述預(yù)分離塔提供塔頂回流；
[0026]預(yù)分離塔再沸器，用于使部分塔底出料氣化返回所述預(yù)分離塔。
[0027]優(yōu)選地，預(yù)分離塔換熱器被用于使部分塔頂出料與來自所述氯化氫精餾塔的氯化氫產(chǎn)品進(jìn)行換熱冷凝，以提供塔頂回流，充分回收系統(tǒng)冷量，達(dá)到節(jié)能目的。
[0028]根據(jù)本發(fā)明的優(yōu)選實(shí)施方式，所述二氧化硫分離系統(tǒng)包括:
[0029]二氧化硫塔，用于對來自預(yù)分離系統(tǒng)的塔底出料中的二氧化硫進(jìn)行精餾，以在塔頂?shù)玫蕉趸驓怏w產(chǎn)品；[0030]二氧化硫塔換熱器，用于為所述二氧化硫塔提供塔頂回流；
[0031]二氧化硫塔再沸器，用于使部分塔底出料氣化返回所述預(yù)分離塔。
[0032]相對于現(xiàn)有的阿莫西林生產(chǎn)工藝中D-酸酯化尾氣的處理，本發(fā)明具有以下優(yōu)點(diǎn):
[0033]1、本發(fā)明利用尾氣中各組分的沸點(diǎn)差，通過冷凝、精餾等技術(shù)手段將它們分離、提純制得價(jià)值較高的化工原料。其中，冷凝器及預(yù)分離塔用于氯化氫與二氧化硫和甲醇的預(yù)分離，而氯化氫塔用于提純氯化氫，二氧化硫塔用于提純二氧化硫。通過這種工藝方法，可制得純度> 99.9%的氯化氫及二氧化硫產(chǎn)品以及純度> 95%的甲醇產(chǎn)品。氯化氫的回收率接近于100%，二氧化硫的回收率> 98%，甲醇的回收率接近于100%。這是真正意義上的資源節(jié)約型工藝技術(shù)。不但可解決大氣污染問題，而且還可為阿莫西林生產(chǎn)工藝中的下游工序提供所需優(yōu)質(zhì)原料。例如，將其中的HCl提出，可由吸收法制成高純度的濃鹽酸；將其中的SO2提出，經(jīng)由氨水吸收制成亞硫酸銨，再經(jīng)氧化而后制成硫酸銨；將其中的甲醇和氯化亞砜等提出，返回D-酸酯化反應(yīng)系統(tǒng)作為原料再加以利用，打破了現(xiàn)有技術(shù)中主要靠堿溶液對D-酸酯化反應(yīng)的尾氣進(jìn)行吸收處理的現(xiàn)狀，是一項(xiàng)真正意義上的環(huán)境友好、資源節(jié)約的優(yōu)質(zhì)技術(shù)；
[0034]2、在本發(fā)明中，將氯化氫塔的塔頂采出氣的一部分(所需回流液量)作為冷載體，直接通過壓縮增壓-冷卻液化-節(jié)流膨脹過程，制得塔頂冷回流液。具體地，是將該塔回流液所需的塔頂采出氣氯化氫經(jīng)氯化氫塔換熱器(管間)換熱升溫后，進(jìn)入壓縮機(jī)壓縮增壓，再經(jīng)氯化氫塔換熱器(管內(nèi))間接換熱冷卻冷凝后，經(jīng)節(jié)流閥節(jié)流膨脹形成冷回流液，達(dá)到精餾提純的目的。這種操作的原理是將壓縮功直接轉(zhuǎn)化為冷量，與采用體外制冷機(jī)制冷、間接換熱而獲得回流液的傳統(tǒng)方法相比，冷耗損失少，設(shè)備簡單，操作穩(wěn)定；
[0035]3、在本發(fā)明中，將欲分離提純的尾氣與預(yù)分離塔的塔頂排出氣混合后，經(jīng)增壓機(jī)壓縮，再經(jīng)冷凝器冷凝，然后經(jīng)分離罐進(jìn)行氣液分離，分離罐的富含氯化氫的氣相則進(jìn)入氯化氫塔的塔釜，經(jīng)精餾制得高純氯化氫，省去了塔釜再沸器及提餾段，設(shè)備簡化，操作簡便、穩(wěn)定。而分離罐的液相富含二氧化硫和甲醇，進(jìn)入預(yù)分離塔再分離；而這種操作實(shí)質(zhì)上是將增壓機(jī)的部分壓縮功替代通過再沸器形成上升氣體所需的熱量，這也比普通精餾塔塔釜的體外再沸器的能耗損失少；
[0036]4、在本發(fā)明中，利用氯化氫塔換熱器回收了形成回流液所需氯化氫氣體所帶的冷量；利用預(yù)分離塔換熱器回收了產(chǎn)品氯化氫所帶的冷量，使系統(tǒng)中的冷量得到充分回收。
[0037]5、在本發(fā)明中， 利用預(yù)分離塔將分離罐排出的冷凝液進(jìn)行預(yù)分離，使塔釜采出液基本不含氯化氫，只含有二氧化硫及甲醇；而塔頂排出物則是富含氯化氫混合氣，基本組成與欲回收提純的尾氣相同，為此，可與尾氣合并，一起進(jìn)行回收提純。預(yù)分離塔塔釜采出的二氧化硫及甲醇混合液，可由普通精餾塔提純，而獲得高純二氧化硫；如果需要高純甲醇，還可再經(jīng)普通精餾塔將其提純，本發(fā)明的物料得到充分回收，基本再無廢氣排出。
【專利附圖】

【附圖說明】
[0038]圖1為本發(fā)明提供的回收系統(tǒng)的一種優(yōu)選實(shí)施方式的示意圖；
[0039]圖2示出了圖1的管線中物流的物流號。
【具體實(shí)施方式】[0040]下面結(jié)合附圖進(jìn)一步說明本發(fā)明所提供的回收系統(tǒng)，但本發(fā)明并不因此而受到任何限制。
[0041 ] 如圖1所示，在本發(fā)明的回收系統(tǒng)中，將D-酸酯化反應(yīng)器真空系統(tǒng)排出的尾氣，經(jīng)緩沖罐41與預(yù)分離塔21的部分塔頂出料混合后，形成混合氣。該混合氣經(jīng)增壓機(jī)42壓縮至0.3-1.0MPa,并經(jīng)冷凝器43冷卻至-20°C -(TC，再經(jīng)分離罐44將其中含有甲醇、二氧化硫冷以及少量氯化氫的冷凝液分離出；而未冷凝的氯化氫、二氧化硫及甲醇?xì)饬鲝乃龇蛛x罐44的頂部離開，通過控制壓縮壓力和冷凝溫度，可以有效地對離開分離罐44的氣流中的氯化氫的含量進(jìn)行調(diào)節(jié)控制，使氯化氫含量在70%以上，優(yōu)選地在75%以上，更優(yōu)選地在80%以上(除非特別強(qiáng)調(diào)，本發(fā)明中所涉及的百分?jǐn)?shù)均指的是摩爾含量)。離開分離罐44的氣流作為氯化氫塔51的進(jìn)料進(jìn)入該塔塔底進(jìn)行低溫精餾，在塔頂將HCl提出，除去二氧化硫和甲醇等雜質(zhì)，使塔頂氯化氫的含量例如大于99.9%。
[0042]氯化氫塔51塔頂出料分為兩部分。其中一部分作為氯化氫塔51的塔頂采出(頂采)經(jīng)與預(yù)分塔換熱器22換熱升溫后，形成產(chǎn)品HCl ;另一部分則進(jìn)入氯化氫塔換熱器52的管間，換熱升溫后，再經(jīng)氯化氫壓縮機(jī)53壓縮至3.0-7.0MPa，然后再返回進(jìn)入氯化氫塔換熱器52的管內(nèi)，冷卻冷凝，形成冷凝液。該高壓低溫冷凝液經(jīng)節(jié)流閥54，節(jié)流膨脹進(jìn)入氯化氫塔51的塔頂，形成回流液。氯化氫塔51的塔頂溫度與該塔的操作壓力(0.3-1.0MPa)有關(guān)，優(yōu)選為該塔操作壓力下的氯化氫泡點(diǎn)。氯化氫塔51的塔釜出料為含有甲醇、二氧化硫及氯化氫的液體，全部作為塔釜采出(釜采)。該塔釜采出與分離罐44的冷凝液混合后，形成預(yù)分離塔21的進(jìn)料。
[0043]預(yù)分離塔21的進(jìn)料中含有大量的二氧化硫和甲醇以及少量氯化氫，需將其中的少量氯化氫從二氧化硫和甲醇的混合物中脫出，以便進(jìn)行后續(xù)的二氧化硫分離。所述預(yù)分離塔21的塔頂出料分為兩股，其中一股經(jīng)預(yù)分離塔換熱器22與來自氯化氫塔51的產(chǎn)品HCl換熱冷凝后，形成預(yù)分離塔21的回流液；另一股作為預(yù)分離塔21的塔頂采出，其中含有大量氯化氫及二氧化硫。它可作為回收氣進(jìn)入緩沖罐41，以便可以在所述氯化氫塔51中分尚出氯化氫。
[0044]預(yù)分離塔51的塔釜出 料分為兩部分，一部分經(jīng)預(yù)分離塔再沸器53氣化返回塔釜，另一部分作為塔釜采出送往二氧化硫塔31，其中只含有二氧化硫、甲醇及微量氯化亞砜、二氯甲烷，而基本不含氯化氫，比如HCl摩爾含量小于0.01%(即lOOOOmol的塔釜采出混合物中HCl含量小于Imol )，優(yōu)選地小于0.0001%，可用常規(guī)的精餾方法將其中的二氧化硫提出。
[0045]來自預(yù)分離塔21的塔釜采出進(jìn)入二氧化硫塔31進(jìn)行精餾，以提出二氧化硫。二氧化硫塔31的塔頂出料分為兩部分，一部分進(jìn)入二氧化硫塔換熱器32換熱冷凝，形成二氧化硫塔31的塔頂回流液，其中所述二氧化硫塔換熱器32可以采用外界的冷載體(比如循環(huán)水或0°C水冷卻，需由該塔的操作壓力而定)；所述塔頂出料的另一部分作為塔頂采出得到產(chǎn)品SO2，其純度大于99.9%。二氧化硫的回收率可達(dá)98%以上。二氧化硫塔31的塔釜出料分為兩部分，一部分經(jīng)二氧化硫塔再沸器33氣化返回塔釜，二氧化硫塔再沸器33可用90°C以上的熱水或150°C的導(dǎo)生油等進(jìn)行加熱；塔釜出料的另一部分作為塔釜采出，得到含有少量二氧化硫及微量氯化亞砜、二氯甲烷的液體產(chǎn)品甲醇。
[0046]下面通過實(shí)施例對本發(fā)明進(jìn)行非限制性的說明。
[0047]以年產(chǎn)3萬噸阿莫西林的生產(chǎn)裝置為例。[0048]D-酸酯化反應(yīng)器真空系統(tǒng)排出的尾氣壓力0.1OlMPa,溫度30°C，尾氣產(chǎn)生量為3480kg/h。其中 HCL1400kg/h，S021 700kg/h，CH30H (含微量氯化亞砜及二氯甲烷)380kg/h。
[0049]經(jīng)由圖1所示的尾氣回收系統(tǒng)，可回收純度大于99.9%的產(chǎn)品HCl ^ I萬噸/年，并可由常規(guī)的化學(xué)吸收法制成濃度為35wt%的濃鹽酸；還可回收純度大于99.9%的產(chǎn)品SO2~1.2萬噸/年，并可通過常規(guī)的化工方法制備成硫酸銨。這兩種產(chǎn)品可用于阿莫西林生產(chǎn)工藝相關(guān)工序的原料。同時(shí)還可回收純度大于95%的產(chǎn)品CH3OH ^ 2880噸/年。其中含有5%S02及微量的氯化亞砜、二氯甲烷，但不含氯化氫。該產(chǎn)品可直接作為D-酸酯化反應(yīng)的原料被再利用。
[0050]1、主要設(shè)備說明:
[0051]氯化氫塔51:填料塔，其中填料為Cpl Ox I Omm瓷環(huán)，塔徑0.5m，有效高度12m。
[0052]預(yù)分離塔21:填料塔,其中填料為(plOxlOmm瓷環(huán)，塔徑0.35m，有效高度12m。
[0053]二氧化硫塔31:填料塔，其中填料為CplOxlOmm瓷環(huán)，塔徑0.5m，有效高度12m。
[0054]2、物流參數(shù)見表1，其中參見圖2，各物流號與管線中的物流的對應(yīng)關(guān)系如下:
[0055]1-D-酸酯化反應(yīng)器真空系統(tǒng)排出的尾氣；
[0056]2-來自所述緩沖罐41的混合氣；
[0057]3-離開所述分離器44的氣流，作為所述氯化氫塔51的進(jìn)料；
[0058]4-離開所述分離器44的冷凝液；
[0059]5-所述氯化氫塔51的塔釜采出；
[0060]6-所述氯化氫塔51的塔頂采出；
[0061]7-所述氯化氫塔51的塔頂采出經(jīng)所述預(yù)分離塔換熱器22回收冷量后得到的產(chǎn)品HCl ；
[0062]8-來自所述氯化氫塔換熱器52的冷凝液，作為所述氯化氫塔51的回流液；
[0063]9-所述預(yù)分離塔21的進(jìn)料；
[0064]10-所述預(yù)分離塔21的塔釜采出；
[0065]11-所述預(yù)分離塔21的塔頂回流；
[0066]12-所述預(yù)分離塔21的塔頂采出；
[0067]13-自所述二氧化硫塔31的塔釜采出的產(chǎn)品CH3OH ；
[0068]14-自所述二氧化硫塔31的塔頂采出的產(chǎn)品S02。
【權(quán)利要求】
1.一種阿莫西林生產(chǎn)工藝中D-酸酯化尾氣的回收系統(tǒng)，包括: 氯化氫分離系統(tǒng)，所述氯化氫分離系統(tǒng)包括冷分系統(tǒng)和氯化氫精餾系統(tǒng)，所述冷分系統(tǒng)用于對來自預(yù)分離系統(tǒng)的部分含氯化氫氣體和來自D-酸酯化的尾氣進(jìn)行冷凝，分離出液相和氯化氫含量大于70%的氣相；所述氯化氫精餾系統(tǒng)包括氯化氫塔，所述氯化氫精餾系統(tǒng)用于對來自所述冷分系統(tǒng)的氣相進(jìn)行精餾，以在塔頂?shù)玫铰然瘹洚a(chǎn)品； 預(yù)分離系統(tǒng)，所述預(yù)分離系統(tǒng)包括預(yù)分離塔，所述預(yù)分離系統(tǒng)用于對來自冷分系統(tǒng)的液相和來自氯化氫精餾系統(tǒng)的塔底出料進(jìn)行分離，以在所述預(yù)分離塔的塔底得到氯化氫摩爾含量小于0.01%的塔底出料，在塔頂?shù)玫胶然瘹錃怏w； 二氧化硫分離系統(tǒng)，所述二氧化硫分離系統(tǒng)包括二氧化硫塔，所述二氧化硫分離系統(tǒng)用于對來自所述預(yù)分離系統(tǒng)的塔底出料進(jìn)行分離，以在塔頂?shù)玫蕉趸虍a(chǎn)品、在塔底得到甲醇產(chǎn)品。
2.根據(jù)權(quán)利要求1所述的回收系統(tǒng)，其特征在于，所述冷分系統(tǒng)包括: 緩沖罐，用于接收并混合來自預(yù)分離系統(tǒng)的部分含氯化氫氣體和來自D-酸酯化尾氣； 增壓機(jī)，用于對來自緩沖罐的混合氣進(jìn)行壓縮； 冷凝器，用于對增壓機(jī)壓縮后的氣體進(jìn)行冷凝； 分離罐，用于對冷凝器冷凝后的物料進(jìn)行分離，分離出液相和氣相。
3.根據(jù)權(quán)利要求1所述的回收系統(tǒng)，其特征在于，所述氯化氫精餾系統(tǒng)包括: 氯化氫塔，用于對來自所述冷分系統(tǒng)的氣相中的氯化氫進(jìn)行精餾； 氯化氫塔換熱器，用于使壓縮機(jī)壓縮后塔頂出料與壓縮前的塔頂出料換熱，以回收冷.量; 壓縮機(jī)，用于對來自氯化氫塔換熱器的塔頂出料進(jìn)行壓縮； 節(jié)流閥，用于對來自所述氯化氫塔換熱器的冷凝液進(jìn)行節(jié)流膨脹，以提供塔頂回流。
4.根據(jù)權(quán)利要求1所述的回收系統(tǒng)，其特征在于，所述預(yù)分離系統(tǒng)包括: 預(yù)分離塔，用于對來自冷分系統(tǒng)的液相以及氯化氫精餾系統(tǒng)的塔底出料中的氯化氫進(jìn)行分離，以在所述預(yù)分離塔的塔底得到氯化氫摩爾含量小于0.01%的塔底出料，在塔頂?shù)玫胶然瘹錃怏w； 預(yù)分離塔換熱器，用于為所述預(yù)分離塔提供塔頂回流； 預(yù)分離塔再沸器，用于使部分塔底出料氣化返回所述預(yù)分離塔。
5.根據(jù)權(quán)利要求4所述的回收系統(tǒng)，其特征在于，預(yù)分離塔換熱器用于使部分塔頂出料與來自所述氯化氫精餾塔的氯化氫產(chǎn)品進(jìn)行換熱冷凝，以提供塔頂回流。
6.根據(jù)權(quán)利要求1所述的回收系統(tǒng)，其特征在于，所述二氧化硫分離系統(tǒng)包括: 二氧化硫塔，用于對來自預(yù)分離系統(tǒng)的塔底出料中的二氧化硫進(jìn)行精餾，以在塔頂?shù)玫蕉趸驓怏w產(chǎn)品； 二氧化硫塔換熱器，用于為所述二氧化硫塔提供塔頂回流； 二氧化硫塔再沸器，用于使部分塔底出料氣化返回所述預(yù)分離塔。
【文檔編號】C01B17/56GK103466550SQ201310382016
【公開日】2013年12月25日 申請日期:2013年8月28日 優(yōu)先權(quán)日:2013年8月28日
【發(fā)明者】張吉瑞 申請人:張吉瑞