多晶硅生产中的尾气吸收液和冷凝液回收的分隔壁精馏塔、方法、处理系统

摘要

本发明公开了一种多晶硅生产中的尾气吸收液和尾气冷凝液回收的分隔壁精馏塔、方法、处理系统，该分隔壁精馏塔包括进料口，分隔壁精馏塔包括至少部分的设置在其内的分隔壁，分隔壁将分隔壁精馏塔分隔为Ⅰ区域、Ⅱ区域、Ⅲ区域，Ⅲ区域设置于分隔壁精馏塔的塔釜，Ⅰ区域与Ⅱ区域分别设置于分隔壁的两侧，进料口与Ⅰ区域同侧，Ⅰ区域用于解析氯化氢；Ⅱ区域为侧线采出段，Ⅱ区域用于通过侧线采出来收集二氯二氢硅和三氯氢硅的混合物；Ⅲ区域为Ⅰ区域与Ⅱ区域的公共精馏段，Ⅲ区域用于收集四氯化硅。在一个分隔壁精馏塔内实现了氯化氢、四氯化硅、二氯二氢硅和三氯氢硅混合物的分离，且耗能小、体积小、操作流程简单、回收效果好。

说明书

技术领域

本发明属于多晶硅生产技术领域，具体涉及一种多晶硅生 产中的尾气吸收液和尾气冷凝液回收的分隔壁精馏塔、方法、 处理系统。

背景技术

多晶硅生产过程中所用的还原炉或氢化炉尾气的主要成分 包括：氢气、氯化氢、三氯氢硅、二氯二氢硅、四氯化硅，此 部分尾气必须进行充分的回收利用。

目前采用的多晶硅尾气回收工艺主要是：将多晶硅生产过 程中所用的还原炉或氢化炉尾气依次通过尾气水冷器、尾气的 气-气换热器、-20℃的冷冻盐水换热器和尾气的过冷器进行逐级 降温，利用尾气中各组分的沸点不同，将尾气中的约全部二氯 二氢硅的30mol％的二氯二氢硅、大部分三氯氢硅、大部分四氯 化硅冷凝下来得到尾气冷凝液储存在氯硅烷缓冲罐中；尾气经 过上述四级降温后，尾气中主要成分为未冷凝下来的氢气、氯 化氢、尾气中的约全部二氯二氢硅的70mol％的二氯二氢硅，再 经压缩加压后，进入吸收塔，使用氯硅烷对通入吸收塔的尾气 中的上述未冷凝下来的氢气、氯化氢、尾气中的约全部二氯二 氢硅的70mol％的二氯二氢硅进行吸收，由于氢气、氯化氢、二 氯二氢硅在氯硅烷当中的溶解度不同，在吸收塔内的高压、低 温条件下，尾气中的氯化氢、二氯二氢硅易于溶解在吸收塔中 的氯硅烷中，所以经过吸收塔后，吸收塔中的氯硅烷吸收了尾 气中的氯化氢、二氯二氢硅得到尾气吸收液，而尾气中的氢气 被分离出来。

如图1所示，现有技术中的多晶硅生产中的尾气吸收液和 尾气冷凝液的处理装置，包括：

氯化氢解析塔1，在氯化氢解析塔1的中部设置有氯化氢 解析塔的进料口11，在氯化氢解析塔的塔顶12设置有第一冷凝 器37，在氯化氢解析塔的塔釜13设置有第一再沸器38。所述 氯化氢解析塔1用于将尾气吸收液和尾气冷凝液中的氯化氢解 析出来，在氯化氢解析塔的塔顶12的采出主要为氯化氢(其中含 有少量二氯二氢硅)，经过第一冷凝器37冷凝后采出部分氯化 氢，部分氯化氢重新回流到氯化氢解析塔1内。在氯化氢解析 塔的塔釜13的采出主要为氯硅烷(组成：55mol％的三氯氢硅、 40mol％的四氯化硅、5mol％的二氯二氢硅)。

一级精馏塔2，一级精馏塔2的中部设置有一级精馏塔的 进料口21，一级精馏塔的进料口21与氯化氢解析塔的塔釜13 连接，在一级精馏塔的塔顶22设置有第二冷凝器39，在一级精 馏塔的塔釜23设置有第二再沸器40。在一级精馏塔的塔釜23 的采出主要为精制四氯化硅(组成：98mol％以上的四氯化硅， 少量三氯氢硅)，在一级精馏塔的塔顶22的采出主要为氯硅烷 (组成：85mol％以上三氯氢硅、15mol％以下的二氯二氢硅)。

二级精馏塔3，二级精馏塔3的中部设置有二级精馏塔的 进料口31，二级精馏塔的进料口31与一级精馏塔的塔顶22连 接，在二级精馏塔的塔顶32设置有第三冷凝器41，在二级精馏 塔的塔釜33设置有第三再沸器42。二级精馏塔的塔顶32的采 出主要为二氯二氢硅和三氯氢硅的混合物(组成：70mol％以上 的二氯二氢硅，30mol％以下的三氯氢硅)，二级精馏塔的塔釜 33的采出主要为精制三氯氢硅(组成：90mol％以上的三氯氢硅， 10mol％以下的二氯二氢硅)。

将尾气吸收液和尾气冷凝液通过氯化氢解析塔的进料口11 加入到氯化氢解析塔1中，氯化氢解析塔1的作用是将溶解于 氯硅烷当中的氯化氢解析出来，氯化氢从氯化氢解析塔的塔顶 12排出。在氯化氢解析塔1上设置有氯化氢解析塔的侧线采出 口14，从氯化氢解析塔的侧线采出口14进行侧线采出收集杂质 稍多的二氯二氢硅和三氯氢硅的混合物，送到下游工艺处理。 经过氯化氢解析塔1解吸后的氯硅烷从氯化氢解析塔的塔釜13 出来，再经过循环水换热器冷却后经过循环泵加压，一部分氯 硅烷进入上述吸收塔用于再循环吸收尾气中的氯化氢和二氯二 氢硅，另一部分氯硅烷从一级精馏塔的进料口21进料，在一级 精馏塔的塔釜23的采出主要为四氯化硅；将一级精馏塔的塔顶 22的氯硅烷进入到二级精馏塔3，在二级精馏塔的塔顶32的采 出主要为二氯二氢硅和三氯氢硅的混合物，在二级精馏塔的塔 釜33的采出主要为精制三氯氢硅。

现有技术中的多晶硅生产中的尾气吸收液和尾气冷凝液的 处理装置中使用了氯化氢解析塔1、一级精馏塔2、二级精馏塔 3，这三个塔均需要分别配置冷源和热源，耗能巨大，且三个塔 的体积巨大，操作流程繁杂，回收效果差。

发明内容

本发明所要解决的技术问题是针对现有技术中存在的上述 不足，提供一种多晶硅生产中的尾气吸收液和尾气冷凝液回收 的分隔壁精馏塔、方法、处理系统，一个分隔壁精馏塔内实现 了氯化氢、四氯化硅、二氯二氢硅和三氯氢硅混合物的分离。

解决本发明技术问题所采用的技术方案是提供一种多晶硅 生产中的尾气吸收液和尾气冷凝液回收的分隔壁精馏塔，该分 隔壁精馏塔包括进料口，所述分隔壁精馏塔包括至少部分的设 置在其内的分隔壁，所述分隔壁将所述分隔壁精馏塔分隔为Ⅰ 区域、Ⅱ区域、Ⅲ区域，所述Ⅲ区域设置于所述分隔壁精馏塔 的塔釜，所述Ⅰ区域与所述Ⅱ区域分别设置于所述分隔壁的两 侧，所述进料口与所述Ⅰ区域同侧，

所述Ⅰ区域为进料段，将多晶硅生产中的尾气吸收液和尾 气冷凝液作为原料从所述进料口通入到分隔壁精馏塔内，所述 Ⅰ区域用于解析氯化氢；

所述Ⅱ区域为侧线采出段，所述Ⅱ区域用于通过侧线采出 来收集二氯二氢硅和三氯氢硅的混合物；

所述Ⅲ区域为所述Ⅰ区域与所述Ⅱ区域的公共精馏段，所 述Ⅲ区域用于收集四氯化硅。

本发明还提供一种回收多晶硅生产中的尾气吸收液和尾气 冷凝液的方法，使用上述的分隔壁精馏塔回收多晶硅生产中的 尾气吸收液和尾气冷凝液。

优选的是，通入到所述进料口的所述原料的组成为： 38～42mol％的四氯化硅，50～56mol％的三氯氢硅，5～10mol％的 二氯二氢硅。

优选的是，向所述进料口通入所述原料的预热温度为50～60 ℃。

优选的是，所述Ⅰ区域的理论塔板数为10～50块；所述Ⅱ 区域的理论塔板数为30～120块；所述Ⅲ区域的理论塔板数为 20～100块。

优选的是，所述进料口设置于所述Ⅰ区域的理论塔板数为 2～10块的位置。

优选的是，所述Ⅱ区域用于通过侧线采出来收集二氯二氢 硅和三氯氢硅的混合物的位置设置于所述Ⅱ区域的理论塔板数 为18～72块的位置。

优选的是，在所述Ⅰ区域还包括通过侧线采出来收集二氯 二氢硅和三氯氢硅的混合物经过降温冷凝后再流回所述Ⅰ区域 内作为冷凝液，在所述Ⅰ区域通过侧线采出来收集二氯二氢硅 和三氯氢硅的混合物的位置设置于所述Ⅰ区域的理论塔板数为 6～30块的位置。

优选的是，所述分隔壁精馏塔内的操作压力为0.5～1MPaG 下，操作温度0～60℃，其中，所述Ⅰ区域的回流比为(10～50)∶ 1；所述Ⅱ区域的回流比为(10～100)∶1；所述Ⅲ区域的回流 比为(3～5)∶1。

优选的是，所述分隔壁的高度为所述分隔壁精馏塔总高度 的30～60％，所述分隔壁精馏塔为填料塔或板式塔。

本发明还提供一种多晶硅生产中的尾气吸收液的处理系 统，包括：

吸收塔，用于使用四氯化硅和/或三氯氢硅吸收多晶硅生产 中的尾气中的氯硅烷，在所述吸收塔的塔釜得到多晶硅生产中 的尾气吸收液；

上述的分隔壁精馏塔，所述分隔壁精馏塔的进料口与所述 吸收塔的塔釜连接，且所述分隔壁精馏塔的进料口还用于通入 多晶硅生产中的尾气冷凝液，所述分隔壁精馏塔用于回收所述 多晶硅生产中的尾气吸收液和尾气冷凝液。

相对于现有技术，本发明中的多晶硅生产中的尾气吸收液 和尾气冷凝液回收的分隔壁精馏塔、方法、处理系统，在一个 分隔壁精馏塔内实现了氯化氢、四氯化硅、二氯二氢硅和三氯 氢硅混合物的分离，且耗能小、体积小、操作流程简单、回收 效果好。

附图说明

图1是现有技术中的多晶硅生产中的尾气吸收液和尾气冷 凝液回收系统的结构示意图；

图2是本发明实施例1中的多晶硅生产中的尾气吸收液和 尾气冷凝液回收的分隔壁精馏塔的结构示意图；

图3是本发明实施例3中的多晶硅生产中的尾气吸收液的 处理系统的结构示意图。

图中，1-氯化氢解析塔；11-氯化氢解析塔的进料口；12- 氯化氢解析塔的塔顶；13-氯化氢解析塔的塔釜；14-氯化氢解析 塔的侧线采出口；2-一级精馏塔；21-一级精馏塔的进料口；22- 一级精馏塔的塔顶；23-一级精馏塔的塔釜；3-二级精馏塔；31- 二级精馏塔的进料口；32-二级精馏塔的塔顶；33-二级精馏塔的 塔釜；4-Ⅰ区域；5-Ⅱ区域；6-Ⅲ区域；7-进料口；8-第一气体 出口；9-第一侧线采出口；10-第一侧线入口；15-第一换热器； 16-气液分离器；161-气液分离器的液体入口；162-气液分离器 的液体出口；163-气液分离器的气体出口；17-第一气体管线； 18-第二气体出口；19-第二冷凝液入口；20-第二换热器；24-第 二侧线采出口；25-塔釜出口；26-塔釜入口；27-第三换热器； 28-吸收塔；281-吸收塔的塔釜；282-吸收塔的塔顶；29-尾气冷 凝液管线；30-第四换热器；34-第五换热器；35-第六换热器； 36-第七换热器；37-第一冷凝器；38-第一再沸器；39-第二冷凝 器；40-第二再沸器；41-第三冷凝器；42-第三再沸器；43-第八 换热器。

具体实施方式

为使本领域技术人员更好地理解本发明的技术方案，下面 结合附图和具体实施方式对本发明作进一步详细描述。

实施例1

如图2所示，本实施例提供一种多晶硅生产中的尾气吸收 液和尾气冷凝液回收的分隔壁精馏塔，该分隔壁精馏塔包括进 料口7，所述分隔壁精馏塔包括至少部分的设置在其内的分隔 壁，所述分隔壁将所述分隔壁精馏塔分隔为Ⅰ区域4、Ⅱ区域5、 Ⅲ区域6，所述Ⅲ区域6设置于所述分隔壁精馏塔的塔釜，所述 Ⅰ区域4与所述Ⅱ区域5分别设置于所述分隔壁的两侧，所述 进料口7与所述Ⅰ区域4同侧，

所述Ⅰ区域4为进料段，将多晶硅生产中的尾气吸收液和 尾气冷凝液作为原料从所述进料口7通入到分隔壁精馏塔内， 所述Ⅰ区域4用于解析氯化氢；

所述Ⅱ区域5为侧线采出段，所述Ⅱ区域5用于通过侧线 采出来收集二氯二氢硅和三氯氢硅的混合物；

所述Ⅲ区域6为所述Ⅰ区域4与所述Ⅱ区域5的公共精馏 段，所述Ⅲ区域6用于收集四氯化硅。

具体的本实施例中，在Ⅰ区域4的塔顶位置设置有第一气 体出口8，该第一气体出口8用于排出氯化氢，多晶硅生产中的 尾气吸收液和尾气冷凝液在Ⅰ区域4通过解析得到的氯化氢通 过第一气体出口8排出。

在Ⅰ区域4的侧壁位置设置有第一侧线采出口9、第一侧线 入口10，该第一侧线采出口9用于侧线采出二氯二氢硅和三氯 氢硅的混合物，该第一侧线采出口9侧线采出的二氯二氢硅和 三氯氢硅的混合物为富含重组分杂质的二氯二氢硅和三氯氢硅 的混合物。具体的本实施例中的分隔壁精馏塔还包括第一换热 器15、气液分离器16，其中，气液分离器16包括：气液分离 器的液体入口161、气液分离器的液体出口162、气液分离器的 气体出口163，其中，所述第一侧线采出口9与气液分离器的液 体入口161连接，气液分离器的液体出口162与第一侧线入口 10连接。

从第一侧线采出口9采出的二氯二氢硅和三氯氢硅的混合 物进入到气液分离器16中，经过气液分离器16分离后得到的 不凝气从气液分离器的气体出口163流出，经过气液分离器16 分离后得到的一部分液体经过第一换热器15的冷凝作用后再通 过第一侧线入口10流回到Ⅰ区域4用于对Ⅰ区域4进行降温。 经过气液分离器16分离后得到的一部分液体也可采出，为了排 出Ⅰ区域4内的杂质(主要为硼磷等微量杂质)，再送下游工 艺进行处理。

具体的本实施例中，所述第一气体出口8连接有第一气体 管线17，气液分离器的气体出口163与第一气体管线17连接， 经过气液分离器16得到的不凝气从气液分离器的气体出口163 流出后与第一气体管线17中的氯化氢混合成富含氯化氢的氯硅 烷气体，这部分富含氯化氢的氯硅烷气体继续送下游工艺进行 处理。从气液分离器的气体出口163得到的不凝气为富含重组 分杂质的二氯二氢硅。

在Ⅰ区域4内完成氯化氢和二氯二氢硅的分离，分别得到 高纯度的氯化氢和富含重组分杂质的二氯二氢硅。

在Ⅱ区域5的塔顶位置设置有第二气体出口18、第二冷凝 液入口19，该第二气体出口18用于排出轻组分气相氯硅烷，该 第二气体出口18排出的轻组分气相氯硅烷的主要组分为二氯二 氢硅，且为富含轻组分杂质的二氯二氢硅。具体本实施例中的 分隔壁精馏塔还包括第二换热器20，第二气体出口18与第二换 热器20入口连接，第二换热器20出口与第二冷凝液入口19连 接。

从第二气体出口18排出的轻组分气相氯硅烷进入到第二 换热器20经过冷凝作用后得到液体再流回到Ⅱ区域5用于对Ⅱ 区域5进行降温。当然，也可以将从经过第二换热器20冷凝后 的氯硅烷(主要为二氯二氢硅)进行部分采出，为了排出Ⅱ区 域5内的杂质(主要为硼磷等微量杂质)，再送到下游工艺进 行处理。

在Ⅱ区域5的侧壁位置设置有第二侧线采出口24，通过侧 线采出来收集二氯二氢硅和三氯氢硅的混合物，这部分二氯二 氢硅和三氯氢硅的混合物继续送到下游工艺进行处理。从第二 侧线采出口24侧线采出的二氯二氢硅和三氯氢硅的混合物为高 纯度的二氯二氢硅和三氯氢硅的混合物，几乎没有杂质。

在Ⅱ区域5内，可以根据控制条件的不同，采出的三氯氢 硅可含不同含量的二氯二氢硅，得到高纯度的二氯二氢硅和三 氯氢硅的混合物。

在Ⅲ区域6的塔釜位置设置有塔釜出口25、塔釜入口26， 该塔釜出口25用于排出四氯化硅。具体的本实施例中的分隔壁 精馏塔还包括第三换热器27，塔釜出口25与第三换热器27的 入口连接，第三换热器27的出口与塔釜入口26连接，塔釜出 口25还与外排管线连接。从塔釜出口25排出的四氯化硅，部 分四氯化硅通过外排管线继续送到下游工艺进行处理，部分四 氯化硅进入到第三换热器27经过加热后得到的更热的四氯化硅 再流回到Ⅲ区域6对Ⅲ区域6进行加热。

在Ⅲ区域6内完成二氯二氢硅和三氯化硅的混合物与四氯 化硅的分离，得到高纯度的四氯化硅。

相对于现有技术，本实施例中的多晶硅生产中的尾气吸收 液和尾气冷凝液回收的分隔壁精馏塔在一个塔内实现了氯化 氢、四氯化硅、二氯二氢硅和三氯氢硅混合物的分离，该分隔 壁精馏塔耗能小、体积小、操作流程简单、回收效果好。

如图1、2所示，现有技术中，氯化氢解析塔1主要解析氯 硅烷中的氯化氢，氯化氢解析塔的塔顶12采出的流股内大部分 为氯化氢，少量为二氯二氢硅。氯化氢解析塔的塔顶12采出的 流股经第一冷凝器37冷凝，不被冷凝的氯化氢气体通过第一冷 凝器37的气相出口采出，冷凝下来的液相二氯二氢硅及少量氯 化氢，一部分回流至氯化氢解析塔1内，一部分则采出。大量 的不被冷凝的氯化氢气体需经过与第一冷凝器37连接的第八换 热器43进行冷却后再采出，这里第一冷凝器37和第八换热器 43的能耗都极高。本实施例的分隔壁精馏塔的Ⅰ区域4的第一 侧线采出口9出来的大量二氯二氢硅和少量氯化氢，可经气液 分离器16初步气液分离，大量二氯二氢硅作为回流液回入Ⅰ区 域4对Ⅰ区域4内顶部上升的氯化氢气体进行一次吸收作用， 不被吸收和冷凝的氯化氢可直接送下游处理。本实施例中的分 隔壁精馏塔可减少采出的气相氯化氢冷却的负荷，并减少此部 分氯化氢送下游加热的热负荷。

现有技术中，一级精馏塔2为简单的四氯化硅分离塔，主 要连续分离进入一级精馏塔2内的氯硅烷中的四氯化硅，在一 级精馏塔的塔顶22得到没有四氯化硅的氯硅烷液体，在一级精 馏塔的塔釜23采出含少量三氯氢硅和大量四氯化硅的氯硅烷液 体。一级精馏塔的进料口21中的大部分三氯氢硅、二氯二氢硅 在一级精馏塔的塔顶22富集，并采出至二级精馏塔3。本实施 例中的分隔壁精馏塔的Ⅲ区域6类似一个精馏塔的提馏段，具 体理论塔板数根据四氯化硅分离要求计算得到，可实现四氯化 硅与三氯氢硅、二氯二氢硅的分离。本实施例中的分隔壁精馏 塔完全由分隔壁左右两侧的Ⅰ区域4和Ⅱ区域5冷却下来的液 体作为冷回流液与Ⅲ区域6底部上升的物料蒸汽进行传质传热， 可减少相对于现有技术中的一级精馏塔2中的第二冷凝器39， 同时下部上升物料蒸汽热量可作为分隔壁两侧的Ⅰ区域4和Ⅱ 区域5进行分离的热源，与分隔壁左右两侧Ⅰ区域4和Ⅱ区域5 冷却下来的回流液进传质传热。本实施例中的分隔壁精馏塔不 需要设置Ⅰ区域4的冷物料的再沸器、Ⅱ区域5的冷物料的再 沸器、Ⅲ区域6的冷凝器，即相当于节省了现有技术中的第一 再沸器38、第三再沸器42、第二冷凝器39，从而进一步节约了 热负荷的能量。

现有技术中，二级精馏塔3为简单的精馏塔，主要作用连 续分离在二级精馏塔的塔顶32得到二氯二氢硅和三氯氢硅，在 二级精馏塔的塔釜33得到高纯的三氯氢硅及少量二氯二氢硅。 实际运行过程中，如果进入二级精馏塔3的氯硅烷比较干净时， 经二级精馏塔3上部的第三冷凝器41冷却后的液体基本就不采 出流股而全作为了回流液回入二级精馏塔3内。本实施例中由 分隔壁分离出的右侧的Ⅱ区域5，进行分离四氯化硅、三氯氢硅 及二氯二氢硅，具体Ⅱ区域5的理论塔板数由四氯化硅、三氯 氢硅及二氯二氢硅组分分离要求计算确定。Ⅱ区域5可利用Ⅲ 区域6上升的蒸汽作为热源，同时Ⅱ区域5冷却下来的氯硅烷 作为Ⅲ区域6的冷源。

实施例2

本实施例提供一种回收多晶硅生产中的尾气吸收液和尾气 冷凝液的方法，使用实施例1中的分隔壁精馏塔回收多晶硅生 产中的尾气吸收液和尾气冷凝液。

相对于现有技术，本实施例中的回收多晶硅生产中的尾气 吸收液和尾气冷凝液的方法在一个分隔壁精馏塔内实现了氯化 氢、四氯化硅、二氯二氢硅和三氯氢硅混合物的分离，该方法 耗能小、体积小、操作流程简单、回收效果好。

本实施例中的分隔壁精馏塔回收多晶硅生产中的尾气吸收 液和尾气冷凝液的方法，比使用现有技术中的多晶硅生产中的 尾气吸收液和尾气冷凝液的处理装置，具有更低的能量消耗， 主要为结构差别产生的。在分隔壁精馏塔中，因为由分隔壁将 分隔壁精馏塔上部划分为Ⅰ区域4和Ⅱ区域5这两个区域用作 不同组分的分离提纯，另因进料口7对应Ⅰ区域4的中下部， 在Ⅰ区域4初步分离出大量氯化氢、少量二氯二氢硅等低沸点 组分，剩余少量二氯二氢硅、大量三氯氢硅、四氯化硅等高沸 点组分由Ⅰ区域4进入Ⅲ区域6进行初步分离，低沸点的组分 二氯二氢硅和三氯氢硅经Ⅲ区域6初步分离后进入Ⅱ区域5进 行分离提纯，由于进料液中的低沸点二氯二氢硅、氯化氢能在 Ⅰ区域4分离出来，剩余低沸点的二氯二氢硅和三氯氢硅能在 Ⅱ区域5分离出来。组分的分离基本对应于平衡精馏曲线，可 抑制低沸点组分的影响，从而分离的热力学效率较好。

优选的是，通入到所述进料口7的所述原料的组成为： 38～42mol％的四氯化硅，50～56mol％的三氯氢硅，5～10mol％的 二氯二氢硅。

优选的是，向所述进料口7通入所述原料的预热温度为 50～60℃。

优选的是，所述Ⅰ区域4的理论塔板数为10～50块；所述 Ⅱ区域5的理论塔板数为30～120块；所述Ⅲ区域6的理论塔板 数为20～100块。

优选的是，所述进料口7设置于所述Ⅰ区域4的理论塔板 数为2～10块的位置。

优选的是，所述Ⅱ区域5用于通过侧线采出来收集二氯二 氢硅和三氯氢硅的混合物的位置设置于所述Ⅱ区域5的理论塔 板数为18～72块的位置。

优选的是，在所述Ⅰ区域4还包括通过侧线采出来收集二 氯二氢硅和三氯氢硅的混合物经过降温冷凝后再流回所述Ⅰ区 域4内作为冷凝液，在所述Ⅰ区域4通过侧线采出来收集二氯 二氢硅和三氯氢硅的混合物的位置设置于所述Ⅰ区域4的理论 塔板数为6～30块的位置。

优选的是，所述分隔壁精馏塔内的操作压力为0.5～1MPaG 下，操作温度0～60℃，其中，所述Ⅰ区域4的回流比为 (10～50)∶1；所述Ⅱ区域5的回流比为(10～100)∶1；所述 Ⅲ区域6的回流比为(3～5)∶1。

优选的是，所述分隔壁的高度为所述分隔壁精馏塔总高度 的30～60％，所述分隔壁精馏塔为填料塔或板式塔。

分隔壁精馏塔内部的分隔壁长度不是固定的值，可根据待 处理原料的种类和组分而自由改变。本实施例的分隔壁的长度 基于分隔壁精馏塔上部的Ⅰ区域4与Ⅱ区域5的精馏曲线计算 的理论板数而确定。分隔壁长度由进料口7位置、第一侧线采 出口9位置、第二侧线采出口24位置，根据上述的精馏曲线计 算、理论板数、组分分布及对各采出组分质量的要求确定分隔 壁的长度。

本实施例中的回收多晶硅生产中的尾气吸收液和尾气冷凝 液的方法，在Ⅰ区域4内完成氯化氢和二氯二氢硅的分离，分 别得到高纯度的氯化氢和富含重组分杂质的二氯二氢硅。在Ⅱ 区域5内，可以根据控制条件的不同，采出的三氯氢硅可含不 同含量的二氯二氢硅，得到高纯度的二氯二氢硅和三氯氢硅的 混合物。在Ⅲ区域6内完成二氯二氢硅和三氯化硅的混合物与 四氯化硅的分离，得到高纯度的四氯化硅。在一个塔内完成氯 化氢、富含轻组分杂质的二氯二氢硅、富含重组分杂质的二氯 二氢硅、高纯度的四氯化硅、高纯度的二氯二氢硅和三氯氢硅 混合物的分离。可根据下游对还原氯硅烷尾气中的不同物料的 需求进行分级回收利用。

实施例3

如图2、3所示，本实施例提供一种多晶硅生产中的尾气吸 收液的处理系统，包括：

吸收塔28，用于使用四氯化硅和/或三氯氢硅吸收多晶硅生 产中的尾气中的氯硅烷，在所述吸收塔的塔釜281得到多晶硅 生产中的尾气吸收液；

实施例1中的分隔壁精馏塔，所述分隔壁精馏塔的进料口 7与所述吸收塔的塔釜281连接，且所述分隔壁精馏塔的进料口 7还用于通入多晶硅生产中的尾气冷凝液，所述分隔壁精馏塔用 于回收所述多晶硅生产中的尾气吸收液和尾气冷凝液。具体的 本实施例中的晶硅生产中的尾气吸收液的处理系统还包括尾气 冷凝液管线29，所述尾气冷凝液管线29与进料口7连接，所述 尾气冷凝液管线29用于向所述进料口7通入尾气冷凝液。

具体的本实施例中的多晶硅生产中的尾气吸收液的处理系 统还包括第四换热器30、第五换热器34、第六换热器35、第七 换热器36。

从Ⅰ区域4的塔顶位置的第一气体出口8排出的氯化氢经 过第四换热器30后，进入下游工艺处理。当然，也可以将从气 液分离器的气体出口163排出的不凝气经过第四换热器30后， 进入下游工序处理。当然，也可以将从气液分离器的气体出口 163排出的不凝气与同时经过第四换热器30的氯化氢混合成富 含氯化氢的氯硅烷气体，这部分富含氯化氢的氯硅烷气体送到 下游工艺处理。

从Ⅲ区域6的塔釜出口25排出的部分四氯化硅依次经过第 五换热器34、第四换热器30、第六换热器35、第七换热器36 后从吸收塔28的上部进入到吸收塔28内，作为吸收塔28的吸 收液吸收从吸收塔28的下部通入的多晶硅生产中的尾气中的氯 硅烷。

将多晶硅生产中的尾气冷凝液与吸收塔的塔釜281得到的 多晶硅生产中的尾气吸收液混合后依次经过第六换热器35、第 五换热器34经过进料口7进入到分隔壁精馏塔内。

上述整个过程为在第四换热器30、第五换热器34、第六换 热器35、第七换热器36内，从Ⅰ区域4的塔顶位置的第一气体 出口8排出的氯化氢和/或从气液分离器的气体出口163排出的 不凝气、从Ⅲ区域6的塔釜出口25排出的部分四氯化硅、将多 晶硅生产中的尾气冷凝液与吸收塔的塔釜281得到的多晶硅生 产中的尾气吸收液混合液，它们之间相互换热的过程。其中， 从Ⅰ区域4的塔顶位置的第一气体出口8排出的氯化氢和/或从 气液分离器的气体出口163排出的不凝气经过的为升温过程， 从Ⅲ区域6的塔釜出口25排出的部分四氯化硅为降温过程，多 晶硅生产中的尾气冷凝液与吸收塔的塔釜281得到的多晶硅生 产中的尾气吸收液混合得到的混合液为升温过程。上述换热过 程使得该多晶硅生产中的尾气吸收液的处理系统中的能量进行 冷热互换，进行能量梯度交换，从而使得能量得到了充分利用。

相对于现有技术，本实施例中的多晶硅生产中的尾气吸收 液的处理系统在一个分隔壁精馏塔内实现了氯化氢、四氯化硅、 二氯二氢硅和三氯氢硅混合物的分离，该系统耗能小、体积小、 操作流程简单、回收效果好。

如图1～3所示，现有技术采用氯化氢解析塔的塔釜13得到 氯硅烷(组成：55mol％的三氯氢硅、40mol％的四氯化硅、5mol％ 的二氯二氢硅)作为吸收塔28的吸收液。本实施例中采用从Ⅲ 区域6的塔釜出口25排出的部分四氯化硅依次从吸收塔28的 上部进入到吸收塔28内，作为吸收塔28的吸收液吸收从吸收 塔28的下部通入的多晶硅生产中的尾气中的氯硅烷，且本实施 例中的从Ⅲ区域6的塔釜出口25排出的部分四氯化硅(组成： 98mol％以上四氯化硅、2mol％以下三氯氢硅)。

本实施例中的吸收液中三氯氢硅及二氯二氢硅含量比现有 技术中的吸收液少，在吸收塔28内吸收过程中，吸收下来的轻 组分二氯二氢硅和三氯氢硅不容易进入吸收塔的塔顶282排出 的氢气中。而现有技术中的吸收液中轻组分二氯二氢硅和三氯 氢硅较多，在吸收塔28内的吸收过程中，少量的轻组分二氯二 氢硅和三氯氢硅会进入到吸收塔的塔顶282的氢气中，造成雾 沫夹带，对后续处理带来麻烦。

为了验证实施例2中的回收多晶硅生产中的尾气吸收液和 尾气冷凝液的方法，设定现有技术和本实施中的尾气吸收液流 股的流量:1900kg/h，组成：98mol％以上氢气，2mol％以下为氯 化氢；尾气冷凝液流股的流量:45000kg/h，组成：55mol％三氯 氢硅、40mol％四氯化硅、5mol％二氯二氢硅，少量氯化氢；将 两者混合后分别作为实施例2中的分隔壁精馏塔的进料，现有 技术的多晶硅生产中的尾气吸收液和尾气冷凝液的处理装置的 进料。

能量分析如下：

表1

由表1可以看出，本实施例中使用分隔壁精馏塔进行回收 多晶硅生产中的尾气吸收液和尾气冷凝液的方法相对于现有技 术来说，消耗的能量更低。

各流股纯度分析如下：

表2

使用实施例1中的分隔壁精馏塔，使用实施例2中的方法 回收多晶硅生产中的尾气吸收液和尾气冷凝液，同时使用实施 例3中的系统。将现有技术的多晶硅生产中的尾气吸收液和尾 气冷凝液的处理装置中的氯化氢解析塔的塔釜13的采出作为吸 收塔28的吸收液，则由吸收塔的塔顶282的采出的摩尔比组成 为：氢气为0.998，氯化氢为0，二氯二氢硅为429ppm，三氯氢 硅为982ppm，四氯化硅为149ppm。本实施例3中的吸收塔的 塔顶282采出相对于现有技术中的氢气纯度较高，且二氯二氢 硅及三氯氢硅含量明显减少，有利于后续工艺对氢气的处理， 另四氯化硅为高沸点组分，有微量的增加对后续处理影响不大， 总体来说本发明技术中的氢气纯度更好，其他组分含量差不多。

其中，本实施例3中的经过第二冷凝器39采出的液相流股、 气液分离器的液体出口162采出的液相流股均为排杂质(主要 为硼磷等微量杂质)用的，经过多次检测，得到如下数据：经 过第二冷凝器39采出的液相流股的组成：70～90mol％二氯二氢 硅，10～30mol％三氯氢硅；经过第二冷凝器39采出的液相流股 的组成：85～95mol％二氯二氢硅，2～10mol％三氯氢硅， 0.1～1mol％氯化氢。上述实验数据说明：硼磷等微量杂质为几个 ppb的含量，相对氯硅烷含量来说很少。但在多晶硅生产工艺中， 此部分杂质对多晶硅产品质量影响较大，本实施例中的分隔壁 精馏塔分离过程中，硼磷杂质也是按照精馏原理进行分离，其 杂质分布也是按照高低沸点在分隔壁精馏塔内分布，分隔壁精 馏塔的塔顶富集轻杂质、塔釜富集重杂质。可通过不同塔板位 置的采出，采出不同含量的杂质的氯硅烷，不同位置采出氯硅 烷的同时也是在采出杂质。当杂质含量少时，也可以不采出或 少采出经过第二换热器20采出的液相流股、不采出或少采出气 液分离器的液体出口162采出的液相流股。

可以理解的是，以上实施方式仅仅是为了说明本发明的原 理而采用的示例性实施方式，然而本发明并不局限于此。对于 本领域内的普通技术人员而言，在不脱离本发明的精神和实质 的情况下，可以做出各种变型和改进，这些变型和改进也视为 本发明的保护范围。