具体实施方式

为了更好地说明本发明，在下文的具体实施方式中给出了众多的具体细节。本领域技术人员应当理解，在没有某些具体细节的情况下本发明同样可以实施。在另外一些实例中，对于本领域技术人员熟知的方法、手段、器材和步骤未作详细描述，以便于凸显本发明的主旨。

<术语及定义>

本说明书中，使用“数值A-数值B”表示的数值范围是指包含端点数值A、B的范围。

本说明书中，使用“以上”或“以下”表示的数值范围是指包含本数的数值范围。

本说明书中，使用“可以”表示的含义包括了进行某种处理以及不进行某种处理两方面的含义。

本说明书中，使用“任选地”或“任选的”表示某些物质、组分、执行步骤、施加条件等因素使用或者不使用。

本说明书中，所使用的单位名称均为国际标准单位名称，并且如果没有特别声明，所使用的“％”均表示重量或质量百分含量。

本说明书中，所提及的“优选的实施方案”、“实施方案”等是指所描述的与该实施方案有关的特定要素(例如，特征、结构、性质和/或特性)包括在此处所述的至少一种实施方案中，并且可存在于其它实施方案中或者可不存在于其它实施方案中。另外，应理解，所述要素可以任何合适的方式组合在各种实施方案中。

<本发明的方法>

本发明的方法利用超重力技术连续化生产氯乙烷，具体地，本发明的方法采用超重力反应器连续化生产氯乙烷，在反应产物的后处理步骤中采用超重力精馏机对反应产物(气相氯乙烷粗品)进行精馏。

下面结合图1解释本发明的方法，应该说明的是，本领域技术人员可以清楚地理解，本发明的实施并不受图1的限制。如果没有特别说明，本发明的物料和生产装置均可商购获得。

<步骤(1)>

步骤(1)中，将高浓度的氯化锌-盐酸催化剂溶液在循环再沸器A内升温，然后由催化剂进料口a和催化剂进料口b进料至超重力反应器B，低浓度的氯化锌-盐酸催化剂溶液由催化剂出料口e从超重力反应器B排出至循环再沸器A进行浓缩，浓缩后的盐酸进入换热器D。

所述高浓度的氯化锌-盐酸催化剂溶液为氯化锌质量分数为65％-70％，优选68％-70％的盐酸溶液，其中盐酸浓度为1％-5％，在循环再沸器(A)内升温至140℃-150℃。

所述低浓度的氯化锌-盐酸催化剂溶液为氯化锌质量分数为60％-64％，优选63％-64％的盐酸溶液，其中盐酸浓度为6.5％-14.5％，温度为120℃-135℃，优选130℃-135℃。

所述高浓度的氯化锌-盐酸催化剂溶液与所述低浓度的氯化锌-盐酸催化剂溶液的氯化锌质量分数之差约为5％，以有效促进浓盐酸在超重力反应器内完全解析出来与乙醇反应。

所述超重力反应器B的容积可选择1-3方，所述循环再沸器A的容积可选择3-10方，作为优选，所述超重力反应器B的容积可选择1.5-2方，所述循环再沸器A的容积可选择4-6方。

在步骤(1)中还优选使用循环泵C使高浓度的氯化锌-盐酸催化剂溶液进料至超重力反应器B。在一个实施方案中，如图1所示，所述高浓度的氯化锌-盐酸催化剂溶液在循环再沸器A内升温至140℃-150℃后通过循环泵C由催化剂进料口a和催化剂进料口b进料至超重力反应器B。

氯化锌具有吸水性并且同时是盐酸的“破沸剂”，在氯化锌环境下，盐酸和水不再形成恒沸物，因此可将浓盐酸(即步骤(2)中预热的浓盐酸)中的氯化氢完全解析出来与乙醇反应。所述高浓度的氯化锌-盐酸催化剂溶液吸收浓盐酸中的水分后浓度下降，成为低浓度的氯化锌-盐酸催化剂溶液。

如上所述，所述低浓度的氯化锌-盐酸催化剂溶液在循环再沸器A进行浓缩成为气相稀盐酸，其浓度为7.5％-18％，所述气相稀盐酸进入换热器D。

<步骤(2)>

步骤(2)中，将乙醇由乙醇进料口c和浓盐酸由浓盐酸进料口d同时进料至超重力反应器B进行氯化反应，同时控制超重力反应器B内的氯化锌-盐酸催化剂溶液的循环流量与乙醇进料流量。乙醇和浓盐酸的进料质量比为(3.2-5.5)：1。

在本发明中，如图1所示，将冷的浓盐酸(浓度为28％-31％，常温)进料至换热器D，然后由浓盐酸进料口d进料至超重力反应器B与乙醇进行氯化反应。

在本发明的方法连续进行过程中，乙醇和浓盐酸进行氯化反应生成含氯乙烷的混合气(图1中示为“氯乙烷混合气”)，该混合气进入换热器D，同时步骤(1)中所述气相稀盐酸进入换热器D。因此，进料至换热器D的冷的浓盐酸经过与所述混合气和所述气相稀盐酸在换热器D中换热后成为预热的浓盐酸，预热后温度为70℃-110℃，浓度为28％-31％。

步骤(2)中超重力反应器B内的氯化锌-盐酸催化剂溶液的循环流量与乙醇进料流量的体积比为(20-40):1，优选为(20-30):1。步骤(2)中所述乙醇的浓度为90％以上，优选为液态的95％浓度的工业乙醇，没有特别限制。所述乙醇与所述浓盐酸的进料质量比为(3.2-5.5):1，优选为(3.5-4.8):1。

<步骤(3)>

步骤(2)中的所述氯化反应产生的含氯乙烷的混合气由混合气出料口f进入换热器D与上述冷的浓盐酸进行换热，得到的气相氯乙烷粗品由换热器D顶部出料至超重力精馏装置，同时所述气相稀盐酸在换热器D中冷凝分离出的液相稀盐酸进入稀盐酸收集槽用于回收利用。

其中，130℃左右的含氯乙烷的混合气在换热器D中经换热降温至40℃左右，大部分副产的水、氯化氢、未转化的乙醇冷凝液化成含乙醇的稀盐酸溶液进入稀盐酸收集槽。气态氯乙烷和少部分未得到冷凝的副产水、氯化氢、未转化的乙醇、副产乙醚进入超重力精馏装置。

冷的浓盐酸、气相稀盐酸和含氯乙烷的混合气通过在换热器D中进行换热实现了气相稀盐酸和混合气各自的冷凝分离，将得到的稀盐酸溶液通过稀盐酸收集槽收集起来用于回收利用，同时得到的气相氯乙烷粗品再在超重力精馏装置中进行洗涤、精馏，实现了产物利用最大化。

<步骤(4)>

步骤(3)中得到的气相氯乙烷粗品在超重力精馏装置中洗涤、精馏后生成液态氯乙烷成品。所述超重力精馏装置包括超重力精馏机E、温水槽F和冷凝器G。

具体地，如图1所示，气相氯乙烷粗品进入超重力精馏机E，同时洗涤水进入超重力精馏机E洗涤该粗品以去除杂质，所述洗涤水为中性水，优选为自来水或中性软水。中性水用于洗涤后生成酸性洗涤水进入温水槽，温水槽的温度控制在20℃-30℃，优选为25℃-30℃。温水槽将经过洗涤后冷却下来的氯乙烷重新蒸发为气态，经过气相平衡管重新进入超重力精馏机E进行精馏。

同时，气相氯乙烷粗品在超重力精馏机E中精馏后生成气相氯乙烷成品(图1中示出为“气相成品”)，进入冷凝器进行冷凝，冷凝后得到的成品进入成品罐备用，冷凝生成的回流液进入超重力精馏机E再次精馏。

以上参照图1解释了本发明的连续化生产氯乙烷的方法。需要说明的是，在生产实践中，本发明方法的步骤(1)至(4)同时连续进行而完成催化剂进料、反应物料进料、换热器中物料换热、精馏装置中精馏获得成品的连续过程。因此本发明中步骤(1)至(4)的序号并非用于表示它们之间的先后顺序，而是用于表示各个工序。

图2是本发明方法的另一个工艺流程图。如图2所示，高浓度的氯化锌-盐酸催化剂溶液在循环再沸器内升温，然后进料至超重力反应器，低浓度的氯化锌-盐酸催化剂溶液从超重力反应器排出至循环再沸器进行浓缩，浓缩后的盐酸，即气相稀盐酸进入换热器；同时，乙醇和浓盐酸同时进料至超重力反应器进行氯化反应；所述氯化反应产生的含氯乙烷的混合气进入换热器与冷的浓盐酸进行换热，得到的气相氯乙烷粗品出料至超重力精馏装置中洗涤、精馏后生成液态氯乙烷成品。

下面结合具体实施例对本发明进行进一步说明。如果没有特别说明，本发明中使用的装置均是常规装置。

在实施例中，乙醇转化率如下计算：氯乙烷(折百)实际得量÷理论得量。

例如，1000g含量为95％的乙醇中乙醇质量为950g，转化为氯乙烷的理论氯乙烷得量为1332.07g，实际得到氯乙烷1318g，纯度为99.95％，水分为100ppm，酸度为10ppm。因此，减除水分、酸分、其它杂质后(即折百)的氯乙烷得量为1317.18g，则氯乙烷的转化率为98.99％。

浓盐酸有效解析率如下计算：氯化氢理论消耗量÷浓盐酸投料量。

例如，1000g含量为95％的乙醇，转化为氯乙烷的理论氯化氢消耗量为753.80g，浓度为31％的浓盐酸投料量为5000g，则氯化氢的有效解析率为15.08％。

实施例1

同时开启超重力反应器和超重力精馏机，控制它们的转速为500-600r/min。将5方循环再沸器内氯化锌质量分数为68％、盐酸浓度为2.5％的氯化锌-盐酸催化剂溶液升温至145℃，开启循环泵，控制循环流量为7m³/h。所述氯化锌-盐酸催化剂溶液从循环再沸器通过循环泵由催化剂进料口进料至超重力反应器。所述催化剂溶液在超重力反应器中吸收水分后成为氯化锌质量分数为约63.5％、盐酸浓度为约7.7％的氯化锌-盐酸催化剂溶液，该溶液由催化剂出料口从超重力反应器排出至循环再沸器进行浓缩，浓缩后的盐酸成为气相稀盐酸进入换热器。

同时，浓度为95％的乙醇由乙醇进料口以进料速度200kg/h和浓度为31％的浓盐酸以进料速度912kg/h经过换热器由浓盐酸进料口同时进料至超重力反应器进行氯化反应。控制超重力反应器内的氯化锌-盐酸催化剂溶液的循环流量与乙醇进料流量的体积比为28:1。

所述氯化反应产生的含氯乙烷的混合气由混合气出料口进入换热器，连同气相稀盐酸一起与进料至换热器中的冷的浓盐酸(浓度为31％)进行换热。经过换热器预热的浓盐酸(温度85-105℃)由浓盐酸进料口进料至超重力反应器进行氯化反应。

待换热器内气相温度达到130℃左右时逐步提高催化剂循环流量至35m³/h，提高进料量至乙醇为1000kg/h和浓盐酸为4560kg/h。

得到的气相氯乙烷粗品通过自来水洗涤，控制温水槽温度为30℃，通过控制自来水的流量而控制洗涤后的洗涤水中酸含量为5％以下。洗涤后的气相氯乙烷成品经过冷凝器冷凝得到液态氯乙烷成品。

在整个工序中，在出料稳定后计算一小时内的乙醇消耗量、浓盐酸消耗量、氯乙烷产量和氯乙烷质量，结果为：乙醇消耗量为1000kg，浓盐酸消耗量为4560kg，氯乙烷产量为1309kg，氯乙烷纯度为99.91％，酸值为14ppm，水分含量为110ppm。计算得出乙醇转化率为98.17％，浓盐酸有效解析率为16.53％。

实施例2

同时开启超重力反应器和超重力精馏机，控制它们的转速为500-600r/min。将5方循环再沸器内氯化锌质量分数为65％、盐酸浓度为3％的氯化锌-盐酸催化剂溶液升温至140℃，开启循环泵，控制循环流量为6m³/h。所述氯化锌-盐酸催化剂溶液从循环再沸器通过循环泵由催化剂进料口进料至超重力反应器。所述催化剂溶液在超重力反应器中吸收水分后成为氯化锌质量分数为约60％、盐酸浓度为约8.8％的氯化锌-盐酸催化剂溶液，该溶液由催化剂出料口从超重力反应器排出至循环再沸器进行浓缩，浓缩后的盐酸成为气相稀盐酸进入换热器。

同时，浓度为95％的乙醇由乙醇进料口以进料速度200kg/h和浓度为31％的浓盐酸以进料速度1010kg/h经过换热器由浓盐酸进料口同时进料至超重力反应器进行氯化反应。控制超重力反应器内的氯化锌-盐酸催化剂溶液的循环流量与乙醇进料流量的体积比为24:1。

所述氯化反应产生的含氯乙烷的混合气由混合气出料口进入换热器，连同气相稀盐酸一起与进料至换热器中的冷的浓盐酸(浓度为31％)进行换热。经过换热器预热的浓盐酸(温度70-100℃)由浓盐酸进料口进料至超重力反应器进行氯化反应。

待换热器内气相温度达到132℃左右时逐步提高催化剂循环流量至45m³/h，提高进料量至乙醇为1500kg/h和浓盐酸为7575kg/h。

得到的气相氯乙烷粗品通过自来水洗涤，控制温水槽温度为25℃，通过控制自来水的流量而控制洗涤后的洗涤水中酸含量为5％以下。洗涤后的气相氯乙烷成品经过冷凝器冷凝得到液态氯乙烷成品。

在整个工序中，在出料稳定后计算一小时内的乙醇消耗量、浓盐酸消耗量、氯乙烷产量和氯乙烷质量，结果为：乙醇消耗量为1500kg，浓盐酸消耗量为7575kg，氯乙烷产量为1978kg，氯乙烷纯度为99.93％，酸值为12ppm，水分含量为97ppm。计算得出乙醇转化率为98.91％，浓盐酸有效解析率为14.93％。

实施例3

同时开启超重力反应器和超重力精馏机，控制它们的转速为500-600r/min。将5方循环再沸器内氯化锌质量分数为70％、盐酸浓度为1％的氯化锌-盐酸催化剂溶液升温至150℃，开启循环泵，控制循环流量为5m³/h。所述氯化锌-盐酸催化剂溶液从循环再沸器通过循环泵由催化剂进料口进料至超重力反应器。所述催化剂溶液在超重力反应器中吸收水分后成为氯化锌质量分数约64％、盐酸浓度约7.5％的氯化锌-盐酸催化剂溶液，该溶液由催化剂出料口从超重力反应器排出至循环再沸器进行浓缩，浓缩后的盐酸成为气相稀盐酸进入换热器。

同时，浓度为95％的乙醇由乙醇进料口以进料速度200kg/h和浓度为31％的浓盐酸以进料速度793.4kg/h经过换热器由浓盐酸进料口同时进料至超重力反应器进行氯化反应。控制超重力反应器内的氯化锌-盐酸催化剂溶液的循环流量与乙醇进料流量的体积比为20:1。

所述氯化反应产生的含氯乙烷的混合气由混合气出料口进入换热器，连同气相稀盐酸一起与进料至换热器中的冷的浓盐酸(浓度为31％)进行换热。经过换热器预热的浓盐酸(90-110℃)由浓盐酸进料口进料至超重力反应器进行氯化反应。

待换热器内气相温度达到132℃左右时逐步提高催化剂循环流量至50m³/h，提高进料量至乙醇为2000kg/h和浓盐酸为7934kg/h。

得到的气相氯乙烷粗品通过自来水洗涤，控制温水槽温度为30℃，通过控制自来水的流量而控制洗涤后的洗涤水中酸含量为5％以下。洗涤后的气相氯乙烷成品经过冷凝器冷凝得到液态氯乙烷成品。

在整个工序中，在出料稳定后计算一小时内的乙醇消耗量、浓盐酸消耗量、氯乙烷产量和氯乙烷质量，结果为：乙醇消耗量为2000kg，浓盐酸消耗量为7934kg，氯乙烷产量为2638kg，氯乙烷纯度为99.95％，酸值为8ppm，水分含量为105ppm。计算得出乙醇转化率为98.96％，浓盐酸有效解析率为19.00％。

产业上的可利用性

本发明的利用超重力反应器连续化生产氯乙烷的方法可以在实际工业中用于连续化生产氯乙烷。