具体实施方式

应该指出，以下详细说明都是示例性的，旨在对本发明提供进一步的说明。除非另有指明，本文使用的所有技术和科学术语具有与本发明所属技术领域的普通技术人员通常理解的相同含义。

需要注意的是，这里所使用的术语仅是为了描述具体实施方式，而非意图限制根据本发明的示例性实施方式。如在这里所使用的，除非上下文另外明确指出，否则单数形式也意图包括复数形式，此外，还应当理解的是，当在本说明书中使用术语“包含”和/或“包括”时，其指明存在特征、步骤、操作、器件、组件和/或它们的组合。

正如背景技术所介绍的，现有技术中闪蒸处理去除液氯中的氧的工艺中，一般是先采用闪蒸装置进行气液分离，再采用氯压机将混合气相抽走，这种方式产生的混合气相中会含有大量的氯气，抽走混合气相时会造成液氯的损失。

为了解决如上的技术问题，本发明第一方面提供一种液氯闪蒸除氧的系统，包括：蒸馏塔、闪蒸罐A、液氯精制塔；

所述蒸馏塔的塔顶与闪蒸罐A的进料口连接，闪蒸罐A的液相出料口与液氯精制塔的塔顶连接，液氯精制塔的塔底与蒸馏塔的塔顶连接，蒸馏塔的塔底设置有蒸馏塔再沸器，由蒸馏塔再沸器出口采出高纯度气态氯气。

富氧液氯先经过蒸馏塔进行蒸馏，塔顶气相进入闪蒸罐A进行气液分离，分离得到的液体进入液氯精制塔进行精制处理，塔底的液相回流进蒸馏塔进行循环处理，蒸馏塔底产物从蒸馏塔再沸器出口采出，采出得到高纯度气态氯气。

本发明先将富氧液氯置于蒸馏塔中进行蒸馏，能够将大部分液氯留存在塔底，从塔底的蒸馏塔再沸器出口采出，而塔顶的气相中则是少量氯气与氧气的混合气，塔顶混合气进入到闪蒸罐A进行气液分离后，得到的气相中主要为氧气，收集进行资源化利用，而液相为溶有少量氧的液氯，液相继续进入液氯精制塔进行精制处理后，能在塔底的带高纯度的液氯，回流至蒸馏塔后，从塔底的蒸馏塔再沸器出口采出。本系统通过设置蒸馏塔、精制塔并配合闪蒸罐对富氧液氮进行纯化，能有效去除氧气，避免了设备、管道腐蚀，提高了运行周期，降低了运行成本，与此同时，本系统还能充分避免液氮的损耗，有利于液氮在甲烷氯化物装置热氯化单元中利用，为整个生产工艺节约了成本。

进一步的，所述液氯精制塔的塔顶连接有闪蒸罐B，闪蒸罐B的液相出料口与液氯精制塔的塔顶相连；液氯精制塔顶的气相进入闪蒸罐B进行闪蒸后，气液分离，闪蒸罐B的液相从液氯精制塔的塔顶回流进液氯精制塔。闪蒸罐B的设置能够针对液氯精制塔塔顶的气相进一步回收液氯。

闪蒸罐的原理：饱和液体进入比较低压的容器中后，由于压力的突然降低，使这些饱和液体变成一部分的容器压力下的饱和蒸汽和饱和液。因此，物料进入闪蒸罐前需要先形成液相，为此，所述蒸馏塔和液氯精制塔的塔顶均设置有冷凝器，塔顶的气相经冷凝器冷凝后分别进入闪蒸罐A和闪蒸罐B进行气液分离。

为了对分离出的含氧氯气进行资源化利用，所述闪蒸罐A和闪蒸罐B的气相出料口连接有离子膜装置，用于生产次氯酸钠。

进一步的，所述液氯精制塔的塔底连接有再沸器，辅助液氯精制塔进行精制除氧。

进一步的，所述闪蒸罐A与液氯精制塔之间设置有液氯输送泵，为闪蒸罐A的液相进入液氯精制塔提供动力。

直接从蒸馏塔再沸器出口收集的液氯中仍含有少量的氧，为了获得纯度更高的氯，所述蒸馏塔底的蒸馏塔再沸器出口处连接有蒸馏塔汽化器，蒸馏塔釜液相通过蒸馏塔再沸器进入蒸馏塔汽化器进行汽化过热，产生的气相为高纯气氯，进行收集利用，液相外排；蒸馏塔汽化器将氯气过热避免了输送过程中氯气的冷凝。

进一步的，蒸馏塔汽化器气相出口分两支路采出，一支路连接蒸馏塔，一支路连接甲烷氯化物热氯化单元，蒸馏塔汽化器中的气相，一部分返回到蒸馏塔，一部分作为高纯度气氯采出输送到甲烷氯化物热氯化单元。

本发明第二方面提供一种液氯闪蒸除氧的工艺，具体为：

富氧液氯先送入蒸馏塔进行蒸馏，塔顶气相在冷凝后进入闪蒸罐A进行气液分离，将分离得到的液相通过液氮输送泵送入液氯精制塔进行精制处理，液氯精制塔顶的气相进入闪蒸罐B进行闪蒸后，液相从液氯精制塔的塔顶回流进液氯精制塔，液氯精制塔底的液相回流进蒸馏塔进行循环处理，从蒸馏塔汽化器的气相出口采出高纯度气氯。

进一步的，富氧液氯的压力为0.13-0.14Mpa，蒸馏塔压力控制在0.11-0.115Mp；

进一步的，蒸馏塔塔顶气相经调节阀减压后0.6Mpa后进入蒸馏塔塔顶冷凝器；

进一步的，蒸馏塔塔顶冷凝器的冷凝温度为-19℃～-20℃；精制塔塔顶冷凝器的冷凝温度为-18℃～-19℃。

进一步的，液氯输送泵将闪蒸罐A出口液相加压到1.45-1.5Mpa输送到液氯精制塔流量。

进一步的，液氯精制塔塔压控制在0.145-0.150Mpa。

为了使得本领域技术人员能够更加清楚地了解本发明的技术方案，以下将结合具体的实施例详细说明本发明的技术方案。

实施例1

本实施例提供一种液氯闪蒸除氧的系统，包括：蒸馏塔1、闪蒸罐A4、液氯精制塔5、闪蒸罐B7；蒸馏塔1的塔顶与闪蒸罐A4的进料口连接，闪蒸罐A4的液相出料口通过液氯输送泵与9液氯精制塔5的塔顶连接，液氯精制塔5顶的气相进入闪蒸罐B进行闪蒸后，液相从液氯精制塔5的塔顶回流进液氯精制塔5，液氯精制塔5的塔底与蒸馏塔1的塔顶连接。

所述蒸馏塔1的底部连接有蒸馏塔再沸器，再沸器出口处连接有蒸馏塔汽化器3，液氯蒸馏塔釜液相通过蒸馏塔再沸器进入蒸馏塔汽化器3进行汽化过热；蒸馏塔汽化器3气相出口分两支路采出，一支路连接蒸馏塔1，一支路连接甲烷氯化物热氯化单元，蒸馏塔汽化器3中的气相，一部分返回到蒸馏塔2，一部分作为高纯度气氯采出，输送到甲烷氯化物热氯化单元。

所述蒸馏塔1和液氯精制塔5的塔顶均设置有冷凝器，塔顶的气相仅冷凝器冷凝后分别进入闪蒸罐A4和闪蒸罐B7进行气液分离。

所述闪蒸罐A4和闪蒸罐B7的气相出料口连接有离子膜装置，用于生产次氯酸钠。

所述液氯精制塔5的塔底连接有再沸器。

实施例2

来自离子膜的富氧液氯26000kg/h含氧量2500ppm压力0.13-0.14Mpa(流股1)，从蒸馏塔1塔顶进入，蒸馏塔压力控制在0.11-0.115Mp。塔顶气相(流股7)经调节阀减压后0.6Mpa后进入蒸馏塔塔顶冷凝器2将物料冷却到-19℃—-20℃进入闪蒸罐A4，闪蒸罐A4出口气相(流股10)经减压阀减压到0.23-0.25M送到离子膜装置生产次氯酸钠。液氯输送泵9将闪蒸罐A4出口液相(流股8)加压到1.45-1.5Mpa输送到液氯精制塔流量约4500kg/h。蒸馏塔釜液相通过蒸馏塔再沸器进入蒸馏塔汽化器3进行汽化过热，过热温度控制到70-75℃。蒸馏塔汽化器3蒸馏塔汽化器气相出口分两部分采出，一部分需保证6700kg/h-6900kg/h返回到蒸馏塔用做蒸馏塔气相入口(流股2)，一部分气相作为高纯度气氯(流股3)采出输送到甲烷氯化物热氯化单元。

其中，液氯输送泵9液相出口(流股9)流量约4500kg/h，由塔顶进入液氯精制塔5，液氯精制塔塔压控制在0.145-0.150Mpa。液氯精制塔出口气相(流股11)经精制塔塔顶冷凝器6将该流股冷却到-18℃--19℃，冷却后的流股进入精制塔塔顶闪蒸罐B7，闪蒸罐B7出口气相(流股12)经减压阀减压到0.25Mpa，与闪蒸罐A4出口气相(流股10)汇合后输送到离子膜装置生产次氯酸钠，闪蒸罐B7出口液相(流股13)全部返回液氯精制塔塔顶。液氯精制塔5塔釜出料(流股16)为液氯4300-4400kg/h含氧量约2500ppm，返回至液氯闪蒸塔1循环利用。

以上所述仅为本发明的优选实施例而已，并不用于限制本发明，对于本领域的技术人员来说，本发明可以有各种更改和变化。凡在本发明的精神和原则之内，所作的任何修改、等同替换、改进等，均应包含在本发明的保护范围之内。