專利名稱：硅烷的生產(chǎn)方法
技術領域：
本發(fā)明實施例涉及一種化工產(chǎn)品的生產(chǎn)方法，具體涉及一種硅烷的生產(chǎn)方法。
背景技術：
硅烷的結(jié)構(gòu)為SiH4,也稱甲硅烷、四氫化硅，在常溫常壓下為惡臭無色氣體，在空氣或鹵素氣體中發(fā)生爆炸性燃燒。硅烷用途十分廣泛，純度99. 9%至99. 99%稱為工業(yè)級硅烷，主要用于玻璃工業(yè)特種玻璃的生產(chǎn)，純度99. 999%以上成為電子級硅烷，主要用途為特大或超大規(guī)模集成電路、芯片等電子行業(yè)；平板顯示器；非晶硅薄膜太陽能電池行業(yè)；高純多晶硅生長；制備氮化硅、碳化硅微粉等。高純硅烷主要集中在美國REC GROUP，占全球的80%，其他主要生產(chǎn)廠家有美國MEMC公司、德國瓦克公司、日本小松公司等。娃燒的主要生產(chǎn)工藝有三種娃鎂合金法(日本小松公司技術)，四氟化娃法(美國MEMC公司技術)，氯硅烷歧化法(即UCC法，美國REC公司技術)?！す桄V合金法主要包括三個反應步驟Si+2Mg — Mg2Si (真空或保護氣氛)Mg2Si+4NH4Cl — SiH4+2MgCl2+4NH3 (低溫液氨內(nèi)反應)MgCl2+4NH3 — MgCl2 6NH3 (絡合物)硅鎂合金法的主要優(yōu)點為歷史悠久，工藝流程簡單，間歇生產(chǎn)；其缺點在于副產(chǎn)物氯化鎂經(jīng)濟價值不高，污泥脫水能耗高；批次生產(chǎn)，很難規(guī)模化生產(chǎn)；液氨的循環(huán)利用，六氯化鎂絡合物與氨較難分離；氨的循環(huán)量大，需要補充大量的冷量，能耗高。四氟化硅還原法是采用金屬氫化物四氟氫鈉作為還原劑，主要反應為如下四個步驟四氟化硅的制備 Si02+CaF2+H2S04 — H2SiF6+CaS04+2H20 (螢石硫酸法)或Na2SiF6+H2S04 — H2SiF6+NaS04 (氟硅酸鈉硫酸法)氟硅酸熱分解H2SiF6 — SiF4+2HF四氫鋁鈉合成Na+Al+2H2 — 2NaAlH4四氟化硅還原2NaAlH4+SiF4 — SiH4+NaAlF4目前國內(nèi)唯一兩家千噸級規(guī)模的兩家企業(yè)保定英利的六九娃業(yè)和浙江中寧娃業(yè)均采用此法。四氟化硅還原法的主要優(yōu)點原料易得，即可利用化肥企業(yè)的副產(chǎn)物氟硅酸鈉，也可采用螢石作為原料；副產(chǎn)物氟化鋁鈉可作為電解鋁的原料，硫酸鹽也可出售；美國MEMC公司20年前以用于千噸以上規(guī)模，技術成熟。其主要缺點為消耗大量高價原料金屬鈉及鋁粉，造成生產(chǎn)成本高；金屬鈉儲罐、管道需電伴熱保溫，以及四氫鋁鈉合成，硅烷提純的溶劑精餾，造成大量能耗；采用冷凍、精餾、吸附等多種方法提純，但硅烷純度只能達到6N。氯硅烷歧化法是由美國UCC公司于1980年代研究開發(fā)，由兩步歧化反應組成第一步歧化反應SiH2Cl2I SiCl4(可逆反應，催化劑，9.8% 二氯二氫硅平衡轉(zhuǎn)化率)第二步歧化反應3SiH2a2^-SiH4+ 2SiHCl3(可逆反應，催化劑，36%硅烷平衡轉(zhuǎn)化率)氯硅烷歧化法的主要優(yōu)點為工藝流程非常簡練；系統(tǒng)閉路循環(huán)，環(huán)保，且原材料有效利用率高；反應物與硅烷易分離，可獲得高純度硅烷(99. 99999%至99. 9999999%)。其主要缺點為歧化反應一次轉(zhuǎn)化率較低，從而氯硅烷循環(huán)量大5000噸/年硅烷生產(chǎn)中，三 氯氫硅的循環(huán)量為65. 2噸/時，如此大的循環(huán)量將導致高能耗及高設備投資。

發(fā)明內(nèi)容
本發(fā)明的目的在于解決上述現(xiàn)有技術的缺陷，提供一種工藝流程簡單、有效、環(huán)保的硅烷生產(chǎn)方法。本發(fā)明采用以下技術方案一種硅烷的生產(chǎn)方法，包括以下步驟將三氯氫硅用預熱器進行加熱到70至90度；將經(jīng)過加熱的三氯氫硅送入反應精餾塔的第一反應區(qū)域，三氯氫硅在第一反應區(qū)域發(fā)生第一步催化歧化反應生成二氯二氫硅與四氯化硅，在第一反應區(qū)域回流液體與上升蒸汽相互接觸，進行傳熱及傳質(zhì)過程；第一反應區(qū)域生成的四氯化硅進入反應精餾塔的提餾段，進行分離提純后從塔釜排出；第一反應區(qū)域生成的二氯二氫硅上升到反應精餾塔的第二反應區(qū)域發(fā)生第二步催化歧化反應生成三氯氫硅與硅烷；第二反應區(qū)域生成的三氯氫硅回流入第一反應區(qū)域與經(jīng)過預熱器加熱的三氯氫硅混合，繼續(xù)發(fā)生第一步催化歧化反應，在此區(qū)域回流液體與上升蒸汽相互接觸，進行傳熱及傳質(zhì)過程；將三氯氫硅通入反應精餾塔，在精餾塔內(nèi)一邊反應一邊精餾，不斷移走產(chǎn)物二氯二氫硅與硅烷，以及副產(chǎn)物四氯化硅，使反應朝生成硅烷的方向進行；第二反應區(qū)域生成的硅烷上升進入反應精餾塔的精餾段，進行分離提純后從反應精餾塔的塔頂排出，即得到硅烷；所述反應精餾塔塔內(nèi)絕對壓力為4至5bar，所述反應精餾塔塔頂溫度為_5至-10度，所述反應精餾塔塔釜溫度為100至110度。作為本發(fā)明的優(yōu)選方式，在上述硅烷的生產(chǎn)方法中，優(yōu)選的是，所述反應精餾塔塔頂設置有冷凝器。作為本發(fā)明的優(yōu)選方式，在上述硅烷的生產(chǎn)方法中，優(yōu)選的是，所述冷凝器的冷卻方式為分凝器冷凝。作為本發(fā)明的優(yōu)選方式，在上述硅烷的生產(chǎn)方法中，優(yōu)選的是，所述反應精餾塔內(nèi)設置有催化填料層，所述填料層的高度為800至1000毫米。
作為本發(fā)明的優(yōu)選方式，在上述硅烷的生產(chǎn)方法中，優(yōu)選的是，所述催化填料層中的催化劑為離子交換樹脂。 作為本發(fā)明的優(yōu)選方式，在上述硅烷的生產(chǎn)方法中，優(yōu)選的是，所述離子交換樹脂為叔銨鹽或季銨鹽，例如可以米用Rohm and Haas Crop.公司，牌號為Amberlyst 21催化齊U，或者采用Dowex MWA-I催化劑。作為本發(fā)明的優(yōu)選方式，在上述硅烷的生產(chǎn)方法中，優(yōu)選的是，所述催化劑的平均粒徑為0. 6至0. 8毫米,催化填料可采用由Montz研制生產(chǎn)的Multipak型催化填料,或采用由Sulzer研制生產(chǎn)的Katapak-SP型催化填料的結(jié)構(gòu)形式。作為本發(fā)明的優(yōu)選方式，在上述硅烷的生產(chǎn)方法中，優(yōu)選的是，所述反應精餾塔的 精餾段塔板數(shù)為14，此精餾段塔板數(shù)不含塔頂冷凝器。作為本發(fā)明的優(yōu)選方式，在上述硅烷的生產(chǎn)方法中，優(yōu)選的是，所述反應精餾塔的提餾段塔板數(shù)為36，此提餾段塔板數(shù)不含塔釜再沸器。作為本發(fā)明的優(yōu)選方式，在上述硅烷的生產(chǎn)方法中，優(yōu)選的是，所述反應精餾塔第一反應區(qū)域與第二反應區(qū)域直接設置有內(nèi)置換熱器，所述內(nèi)置換熱器控制上升蒸汽溫度為50至60度。本發(fā)明將硅烷制備過程中的反應過程與精餾提純過程耦合在一個設備——反應精餾塔內(nèi)實現(xiàn)。本發(fā)明的效果和優(yōu)點如下I、提高反應物的轉(zhuǎn)化率和選擇性。精餾分離操作將產(chǎn)物二氯二氫硅與硅烷，以及副產(chǎn)物四氯化硅及時移出應區(qū)域，使各反應不斷向正方向進行，提高了反應物的轉(zhuǎn)化率及選擇性，在一定程度上變可逆反應為不可逆反應。2、減少設備投資費用。簡化流程，反應物在反應精餾塔內(nèi)循環(huán)，避免了由于未反應的三氯氫硅大循環(huán)量，所帶來的高能耗，或較高的操作費用，從而降低生產(chǎn)成本。3、設備緊湊，減少操作所需的占地空間。4、催化劑填充層，有利于傳質(zhì)與傳熱，可提高化學反應速率。


圖I是本發(fā)明的工藝流程示意圖。
具體實施例方式圖I是本發(fā)明的工藝流程示意圖。本發(fā)明硅烷的生產(chǎn)方法中的裝置主要包括預熱器I、反應精餾塔2、塔頂冷凝器3、塔釜再沸器4以及氣液分離器5，反應精餾塔包括第一反應區(qū)域9、第二反應區(qū)域7、內(nèi)置換熱器8、精餾段6以及提餾段10。根據(jù)本發(fā)明的一個實施例，將三氯氫硅送入預熱器I進行加熱，加熱至70°C后，送入反應精餾塔2，進料三氯氫硅組分見表I，三氯氫硅的進料速度為160千克/小時。反應精懼塔2內(nèi)的第一反應區(qū)域9為Sulzer的Katapak-SP型催化填料,填料層高度為800毫米,催化劑采用Rohm and Haas Crop.公司生產(chǎn)的牌號為Amberlyst 21的催化劑，其粒度為0.6毫米。在第一反應區(qū)域9，三氯氫硅發(fā)生歧化反應，生成二氯二氫硅與四氯化硅，且在此反應區(qū)域回流液體與上升蒸汽進行傳熱及傳質(zhì)過程，在第一反應區(qū)域9生成的二氯二氫硅上升到反應精餾塔2的內(nèi)置換熱器8，通過內(nèi)置換熱器8控制上升蒸汽溫度為50°C。經(jīng)過內(nèi)置換熱器8后的二氯二氫硅進入反應精餾塔2的第二反應區(qū)域7，第二反應區(qū)域7為Sulzer的Katapak-SP型催化填料，填料層高度為800mm,催化劑采用DowexMWA-I，其粒度為0.6毫米。二氯二氫硅在第二反應區(qū)域7發(fā)生歧化反應，產(chǎn)生三氯氫硅與硅烷，且在此反應區(qū)域回流液體與上升蒸汽進行傳熱及傳質(zhì)過程，硅烷上升到反應精餾塔2的精餾段6，經(jīng)過分離提純后，進入反應精餾塔塔頂分凝器3，控制分凝器3的冷卻溫度為-10度。氣液分離器5中的氣相組份作為塔頂產(chǎn)物采出，液相組份作為塔頂回流液，回流至反應精餾塔2內(nèi)。塔頂產(chǎn)物采出量為15千克/小時，其主要組分見表2。第一反應區(qū)域9所產(chǎn)生的四氯化硅，經(jīng)過傳熱及傳質(zhì)過程后，回流至反應精餾塔2 的提餾段10，四氯化硅經(jīng)過提餾段10分離提純后，作為塔釜產(chǎn)物采出。塔釜產(chǎn)物采出量為145千克/小時，其主要組分見表2。通過再沸器4控制塔釜上升蒸汽溫度為100°C，控制反應精餾塔2內(nèi)的絕對壓力為4bar0表I進料三氯氫硅組分
組分摩爾分數(shù)/%
SiH40
SiH3Cl0
SiH2C120 77
SiHC1398 2
SiC14IT02
其他(微量組分)ool表2反應精餾塔塔頂、塔釜產(chǎn)物組分
"IO 塔頂產(chǎn)物摩爾分數(shù)/%塔釜產(chǎn)物摩爾分數(shù)/%
SiH413.430
SiH3Cl17.920
SiH2C1260.450
SiHC138 20TTol
權利要求
1.一種硅烷的生產(chǎn)方法，其特征在于，包括以下步驟 將三氯氫硅用預熱器進行加熱到70至90度； 將經(jīng)過加熱的三氯氫硅送入反應精餾塔的第一反應區(qū)域，三氯氫硅在第一反應區(qū)域發(fā)生第一步催化歧化反應生成二氯二氫硅與四氯化硅； 第一反應區(qū)域生成的四氯化硅進入反應精餾塔的提餾段，進行分離提純后從塔釜排出； 第一反應區(qū)域生成的二氯二氫硅上升到反應精餾塔的第二反應區(qū)域發(fā)生第二步催化歧化反應生成三氯氫硅與硅烷； 第二反應區(qū)域生成的三氯氫硅回流入第一反應區(qū)域與經(jīng)過預熱器加熱的三氯氫硅混合，繼續(xù)發(fā)生第一步催化歧化反應； 第二反應區(qū)域生成的硅烷上升進入反應精餾塔的精餾段，進行分離提純后從反應精餾塔的塔頂排出，即得到硅烷； 所述反應精餾塔塔內(nèi)絕對壓力為4至5bar，所述反應精餾塔塔頂溫度為-5至-10度，所述反應精餾塔塔釜溫度為100至110度。
2.根據(jù)權利要求I所述硅烷的生產(chǎn)方法，其特征在于，所述反應精餾塔塔頂設置有冷凝器。
3.根據(jù)權利要求2所述硅烷的生產(chǎn)方法，其特征在于，所述冷凝器的冷卻方式為分凝器冷凝。
4.根據(jù)權利要求I所述硅烷的生產(chǎn)方法，其特征在于，所述反應精餾塔的第一反應區(qū)域與第二反應區(qū)域內(nèi)均設置有催化填料層，所述填料層的高度為800至1000毫米。
5.根據(jù)權利要求4所述硅烷的生產(chǎn)方法，其特征在于，所述催化填料層中的催化劑為離 子交換樹脂。
6.根據(jù)權利要求5所述硅烷的生產(chǎn)方法，其特征在于，所述離子交換樹脂為叔銨鹽或季銨鹽。
7.根據(jù)權利要求6所述硅烷的生產(chǎn)方法，其特征在于，所述催化劑的平均粒徑為O.6至O.8暈米。
8.根據(jù)權利要求I所述硅烷的生產(chǎn)方法，其特征在于，所述反應精餾塔的精餾段塔板數(shù)為14。
9.根據(jù)權利要求I所述硅烷的生產(chǎn)方法，其特征在于，所述反應精餾塔的提餾段塔板數(shù)為36。
10.根據(jù)權利要求I所述硅烷的生產(chǎn)方法，其特征在于，所述反應精餾塔第一反應區(qū)域與第二反應區(qū)域直接設置有內(nèi)置換熱器，所述內(nèi)置換熱器控制上升蒸汽溫度為50至60度。
全文摘要
本發(fā)明公開了一種硅烷的生產(chǎn)方法，包括以下步驟將三氯氫硅用預熱器進行加熱到70至90度；將經(jīng)過加熱的三氯氫硅送入反應精餾塔的第一反應區(qū)域，三氯氫硅在第一反應區(qū)域發(fā)生第一步催化歧化反應生成二氯二氫硅與四氯化硅；第一反應區(qū)域生成的四氯化硅進入反應精餾塔的提餾段，進行分離提純后從塔釜排出；第一反應區(qū)域生成的二氯二氫硅上升到反應精餾塔的第二反應區(qū)域發(fā)生第二步催化歧化反應生成三氯氫硅與硅烷；第二反應區(qū)域生成的三氯氫硅回流入第一反應區(qū)域與經(jīng)過預熱器加熱的三氯氫硅混合，繼續(xù)發(fā)生第一步催化歧化反應；第二反應區(qū)域生成的硅烷上升進入反應精餾塔的精餾段，進行分離提純后從反應精餾塔的塔頂排出，即得到硅烷。
文檔編號C01B33/04GK102951646SQ201210477178
公開日2013年3月6日 申請日期2012年11月22日 優(yōu)先權日2012年11月22日
發(fā)明者覃攀, 王維, 鄭衛(wèi)國, 鐘乾 申請人:覃攀