CN103922891A - 一种两段反应精馏串联生产氯化苄的能量集成方法 - Google Patents
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Abstract
本发明公开了一种两段反应精馏串联生产氯化苄的能量集成方法。该方法是将甲苯预氯化、两段甲苯氯化反应精馏和氯化苄精制串联，构成氯化苄生产工艺。在此系统中氯化苄精制精馏塔塔顶的氯化苄汽相物料不采用循环水冷却，将其作为第1座反应精馏塔塔釜再沸器的加热热源，在汽化第1座反应精馏塔釜物料的同时被冷凝为液体。该两座反应精馏塔串联的反应精馏集成工艺，各精馏塔操作条件均独立，控制方便；具有生产高选择性氯化苄的能力，氯化苄收率达97.5％以上，纯度可达99.5％；通过能量集成使氯化苄生产过程能耗降低25％。
Description
技术领域
本发明涉及一种两段反应精馏串联生产氯化苄的能量集成方法。具体的说，涉及的是利用两段串联的反应精馏集成装置与氯化苄精制精馏塔串联生产氯化苄的能量集成方法。
背景技术
氯化苄是一种重要的有机化工原料，广泛用于医药、农药、香料、染料、溶剂、助剂、增塑剂、表面活性剂等，可用于生产苯甲醇、苯乙腈、苯乙酸、苯甲酰氯、苯甲醛及其他含苄基化合物。
氯化苄生产主要采用甲苯光(或热)催化氯化工艺。甲苯氯化生成氯化苄是一个连串反应过程，采用反应精馏集成技术提高反应单程转化率和选择性，降低原料和能耗成本是工艺革新的重点研究方向。朱成杰等(朱成杰，曾崇余.甲苯光氯化法生产氯化苄的优化分析.江苏石油化工学院学报，1995，7(4):31‐36)采用反应精馏技术生产氯化苄，将甲苯氯化反应和精馏合为一体，反应生成的氯化苄经塔板的精馏作用及时移去，大大提高了氯化苄的选择性。同时，反应热作为精馏时的部分热源汽化塔板上的甲苯，进入上一层塔板，反应热得到了有效的利用。反应后精馏塔塔釜可以得到质量分数90％以上的氯化苄。然而这种反应精馏技术的反应和精馏均在常压下操作，精馏塔釜温度高达165℃以上，再沸器加热需要使用中压蒸汽等高品位热源，使得能源费用高。
专利(CN101070265A,2007‐11‐14)发明了采用常压反应‐减压精馏耦合装置用于甲苯氯化生产氯化苄，克服了传统反应精馏技术中反应与精馏的压力、温度等条件必须一致的缺陷。新型反应精馏耦合过程中的精馏塔采用减压操作，使精馏塔塔釜温度大幅度下降，减少了精馏塔塔釜加热的热负荷。
不论是传统反应精馏，还是常压反应‐减压精馏集成生产氯化苄，精馏塔中的上升蒸汽均采用塔釜或再沸器加热汽化得到，需要消耗能量。精馏塔釜得到的氯化苄粗品在精制精馏塔进一步提纯得到氯化苄成品，虽然氯化苄精制精馏塔顶的温度较高，但与反应精馏塔釜的温度接近，无法将精制精馏塔塔顶蒸汽用于反应精馏塔釜物料的加热，只是用冷却水移走而白白浪费，因而全工艺系统的能耗较高。
发明内容
本发明的目的就是针对现有的单塔反应精馏工艺中能量利用不足的缺陷，提供一种利用两段带侧反应器的反应精馏塔与氯化苄精制精馏塔串联生产氯化苄的方法。通过对反应精馏操作进行分段，将精制精馏塔塔顶的热量用于加热第1座反应精馏塔的塔釜物料，充分利用该工艺过程中的能量，降低了生产操作过程中的能耗。
一种两段反应精馏串联生产氯化苄的能量集成方法，由甲苯预氯化、两段甲苯氯化反应精馏和氯化苄精制串联构成；甲苯经过预氯化反应器氯化后，将预氯化液通入第1座带侧反应器的反应精馏塔进行反应，其中甲苯预氯化液中氯化苄摩尔分数控制在20～30％；第1座反应精馏塔的塔釜氯化液进入第2座带侧反应器的反应精馏塔进一步氯化，塔釜得到氯化苄粗品，然后进入氯化苄精制精馏塔进行精制，氯化苄精制精馏塔塔顶得到氯化苄成品；其中氯化苄精制精馏塔塔顶的氯化苄汽相不采用循环水冷却，将其作为第1座带侧反应器的反应精馏塔塔釜再沸器的加热热源，在汽化第1座反应精馏塔釜物料的同时被冷凝为液体；第1座带侧反应器的反应精馏塔的塔釜再沸器不使用水蒸汽作为加热介质，利用了工艺流股加热，从而达到节能目的。
表1和表2分别列出了甲苯‐氯化苄体系中，氯化苄摩尔分数为99.5％和65％在不同操作压力下甲苯‐氯化苄溶液的泡点温度。
表1 氯化苄摩尔分数为99.5％时不同压力下甲苯‐氯化苄混合物的泡点温度
表2 氯化苄摩尔分数为65.0％时不同压力下甲苯‐氯化苄混合物的泡点温度
从表1和表2的对比可以看出，在压力为40kPa，氯化苄摩尔分数为65％时，其甲苯‐氯化苄混合物的泡点温度为109.4℃，而相同压力下，99.5％氯化苄的泡点温度为145.9℃，温度差达到36.5℃。即使在压力为5kPa下，两种不同组成的混合物泡点温度差也有31.5℃。因此，摩尔分数99.5％的氯化苄作为精制塔塔顶蒸汽所携带的热量完全可以用于氯化苄反应精馏塔的部分或全部的汽化热源，从而降低全系统的能源消耗。
本发明的两段甲苯氯化反应精馏，根据反应程度将甲苯氯化反应精馏过程分在两座相互串联的反应精馏塔中进行。为达成氯化苄精制精馏塔与第1座反应精馏塔能够在塔间实现能量集成，将氯化苄精制精馏塔塔顶蒸汽的能量用于氯化苄反应精馏塔的再沸器加热汽化塔釜物料，通过控制第1座反应精馏塔塔釜氯化苄的摩尔含量和操作压力，使其塔釜温度比氯化苄精制精馏塔塔顶温度低至少20℃。为达成上述目的，第1座反应精馏塔操作压力在0.005～0.04MPa，优选0.01～0.025MPa；第1座反应精馏塔塔釜氯化苄摩尔分数控制在40～70％，优选50～65％。
为了降低反应精馏塔的操作温度，反应精馏塔均需要在减压下操作。然而氯化反应需要在常压下进行，为了两座反应精馏塔均与侧反应器进行集成，将氯化反应器(即侧反应器)与反应精馏塔在空间上独立。氯化反应器(即侧反应器)的进料来自反应精馏塔的塔板液相完全采出的物料，经过氯化反应器反应后再返回至反应精馏采出塔板的下一块塔板。其中每座反应精馏塔配置的侧反应器台数为1～3台，侧反应器中的反应温度为80～120℃。
在第1座反应精馏塔处于减压操作并控制塔釜的氯化苄的摩尔分数的条件下，第1座反应精馏塔和精制塔热量集成得以保证。第2座反应精馏塔和氯化苄精制精馏塔均可以在减压条件下操作，以降低精馏塔操作温度，减少物料高温结焦，降低塔釜加热介质的热能品级。
本发明的有益效果是：
本发明方法利用了工艺流股加热，减少了冷凝产品氯化苄所需的循环冷却水、降低了加热第一座反应精馏塔塔釜蒸汽的消耗。此外，反应精馏塔和氯化苄精制精馏塔均可以在减压条件下操作，降低精馏塔操作温度，减少物料高温结焦，降低塔釜加热介质的热能品级。该两座反应精馏塔串联的反应精馏集成工艺，各精馏塔操作条件均独立，控制方便；具有生产高选择性氯化苄的能力，氯化苄收率达97.5％以上，纯度可达99.5％；通过能量集成使氯化苄生产过程能耗降低25％。
附图说明
图1为采用本发明方法，在带侧反应器的反应精馏塔与产品提纯精馏塔串联的装置中生产满足工业生产要求氯化苄的工艺流程图。
图中标号为：1‐预氯化反应器的氯气进料管线，2‐预氯化反应器的甲苯进料管线，3‐预氯化反应器，4‐预氯化反应器的氯化氢气体出料管线，5‐从预氯化反应器进入第1座反应精馏塔的液相管线，6‐第1座反应精馏塔提馏区，7‐第1座反应精馏塔反应精馏区，8‐第1座反应精馏塔塔顶汽相管线，9‐第1座反应精馏塔塔顶冷凝器，10‐第1座反应精馏塔塔顶采出管线，11‐第1座反应精馏塔从第1台侧反应器返回精馏塔的液相管线，12‐第1座反应精馏塔的第1台侧反应器，13‐第1座反应精馏塔的第1台侧反应器副产氯化氢出料管线，14‐第1座反应精馏塔的第1台侧反应器的氯气进料管线，15‐从第1座反应精馏塔到第n台侧反应器返回的液相进料管线，16‐从第n台侧反应器返回第1座反应精馏塔的液相管线，17‐第1座反应精馏塔的第n台侧反应器，18‐第1座反应精馏塔的第n台侧反应器副产氯化氢出料管线，19‐第1座反应精馏塔的第n台侧反应器的氯气进料管线，20‐第1座反应精馏塔塔釜再沸器汽相循环管线，21‐第1座反应精馏塔塔釜再沸器，22‐第1座反应精馏塔塔釜再沸器液相循环管线，23‐第1座反应精馏塔塔釜液相采出管线，24‐第2座反应精馏塔进料泵，25‐第2座反应精馏塔进料管线，26‐第2座反应精馏塔提馏区，27‐第2座反应精馏塔反应精馏区，28‐第2座反应精馏塔塔顶汽相管线，29‐第2座反应精馏塔塔顶冷凝器，30‐第2座反应精馏塔塔顶采出管线，31‐从第1台侧反应器返回第2座反应精馏塔的液相管线，32‐第2座反应精馏塔的第1台侧反应器，33‐第2座反应精馏塔的第1台侧反应器副产氯化氢出料管线，34‐第2座反应精馏塔的第1台侧反应器的氯气进料管线，35‐从第2座反应精馏塔到第N‐1台侧反应器返回的液相进料管线，36‐从第N‐1台侧反应器返回第2座反应精馏塔的液相管线，37‐第2座反应精馏塔的第N‐1台侧反应器，38‐第2座反应精馏塔的第N‐1台侧反应器副产氯化氢出料管线，39‐第2座反应精馏塔的第N‐1台侧反应器的氯气进料管线，40‐从第2座反应精馏塔到第N台侧反应器返回的液相进料管线，41‐从第N台侧反应器返回第2座反应精馏塔的液相管线，42‐第2座反应精馏塔的第N台侧反应器，43‐第2座反应精馏塔的第N台侧反应器副产氯化氢出料管线，44‐第2座反应反应精馏塔的第n台侧反应器的氯气进料管线，45‐第2座反应精馏塔塔釜再沸器汽相循环管线，46‐第2座反应精馏塔塔釜再沸器液相循环管线，47‐第2座反应精馏塔塔釜再沸器，48‐第2座反应精馏塔塔釜液相采出管线，49‐氯化苄精制精馏塔进料泵，50‐氯化苄精制精馏塔进料管线，51‐氯化苄精制精馏塔，52‐氯化苄精制精馏塔塔顶汽相管线，53‐氯化苄精制精馏塔塔顶采出储罐，54‐氯化苄精制精馏塔塔顶回流管线，55‐氯化苄精制精馏塔塔顶液相管线，56‐氯化苄产品出料管线，57‐氯化苄精制精馏塔塔釜再沸器液相循环管线，58‐氯化苄精制精馏塔塔釜再沸器，59‐氯化苄精制精馏塔塔釜液相采出管线，60‐氯化苄精制精馏塔塔釜再沸器汽相循环管线。
具体实施方式
为进一步说明本发明，下面结合实施例加以说明，本发明的范围不限于这些实施例。
为了充分利用工艺物料流股的能量，降低甲苯氯化生产氯化苄过程的能耗，本发明提出了由甲苯预氯化、两段甲苯氯化反应精馏和氯化苄精制串联构成的氯化苄生产工艺(如附图1所示)。甲苯经过预氯化反应器(编号3)氯化后，将预氯化液通入第一座反应精馏塔(编号6)，其中甲苯预氯化液中氯化苄摩尔分数控制在20～30％。第1座反应精馏塔的塔釜氯化液再进入第2座反应精馏塔(编号26)进一步氯化，塔釜得到氯化苄粗品，然后进入氯化苄精制精馏塔(编号51)，塔顶得到氯化苄成品。在此系统中氯化苄精制精馏塔塔顶的氯化苄汽相不采用循环水冷却，将其作为第1座反应精馏塔塔釜或再沸器的加热热源，在汽化第1座反应精馏塔塔釜物料的同时被冷凝为液体。第1座反应精馏塔的塔釜再沸器不使用水蒸汽作为加热介质，利用了工艺流股加热，从而达到节能目的。
实施例1：
塔板数为8块塔板的第1座反应精馏塔，与一台体积为2.0m3的釜式反应器相连，其中精馏塔的塔顶冷凝器出口物料进入侧反应器(即上述体积为2.0m3的釜式反应器)与氯气进行反应后回到第2块塔板。塔板数为10块塔板的第2座反应精馏塔，与一台体积为5.0m3的釜式反应器相连，其中精馏塔的塔顶冷凝器出口物料进入侧反应器(即体积为5.0m3的釜式反应器)与氯气进行反应后回到第2块塔板；第2座反应精馏塔塔釜物料经进料泵送至第3座氯化苄精制精馏塔的第8块塔板上。第3座氯化苄精制精馏塔的塔板数为16块。
新鲜甲苯在预氯化反应器中预氯化至甲苯摩尔分数为80％、氯化苄摩尔分数为20％，此预氯化液以10kmol/h的速率送至第1座反应精馏塔，与第1座反应精馏塔相连的侧反应器中氯气的通入速率为2.64kmol/h，第1座反应精馏塔的塔釜氯化液在进入第2座反应精馏塔的第6块塔板后进一步氯化，与第2座反应精馏塔相连的侧反应器中氯气的通入速率为5.51kmol/h。在侧反应器中的反应温度均为100℃。稳定状态时的参数和运行结果如表3所示。其中氯化苄精制精馏塔塔顶蒸汽换热量192.4kW，可作为第1座反应精馏塔塔釜的加热热源，在该工艺过程中该塔釜所需总热负荷为第2座反应精馏塔的塔釜热负荷与氯化苄精制精馏塔塔釜热负荷之和，共600.6kW；冷凝器总热负荷为第1座反应精馏塔的冷凝器热负荷与第2座反应精馏塔的冷凝器热负荷之和，共‐759.9kW。
表3精馏塔的参数和运行结果
实施例2：
塔板数为8块塔板的第1座反应精馏塔，与两台体积分别为2.0m3和1.0m3的釜式侧反应器相连，其中精馏塔的塔顶冷凝器出口物料进入第1台侧反应器与氯气进行反应后回到第2块塔板；精馏塔第3块塔板物料全采出后进入第2台侧反应器与氯气进行反应后回到第4块塔板。塔板数为10块塔板的第2座反应精馏塔，与两台体积分别为4.0m3和3.0m3的釜式侧反应器相连，其中精馏塔的塔顶冷凝器出口物料进入第1台侧反应器与氯气进行反应后回到第2块塔板；精馏塔第3块塔板物料全采出后进入第2台侧反应器与氯气进行反应后回到第4块塔板；第2座反应精馏塔塔釜物料经进料泵送至第3座氯化苄精制精馏塔的第8块塔板上。第3座氯化苄精制精馏塔的塔板数为16块。
新鲜甲苯在预氯化反应器中预氯化至甲苯摩尔分数为80％、氯化苄摩尔分数为20％，此预氯化液以10kmol/h的速率送至第1座反应精馏塔，与第1座反应精馏塔相连的侧反应器中氯气的通入速率分别为2.56kmol/h和1.09kmol/h，第1座反应精馏塔的塔釜氯化液在进入第2座反应精馏塔的第6块塔板后进一步氯化，与第2座反应精馏塔相连的侧反应器中氯气的通入速率分别为3.15kmol/h和1.35kmol/h。在侧反应器中的反应温度均为110℃。稳定状态时的参数和运行结果如表4所示。其中氯化苄精制精馏塔塔顶蒸汽换热量198.2kW，可做为第1座反应精馏塔塔釜的加热热源，在该工艺过程中该塔釜所需热负荷为第2座反应精馏塔的塔釜热负荷与氯化苄精制精馏塔塔釜热负荷之和，共500.4kW；冷凝器热负荷为第1座反应精馏塔的冷凝器热负荷与第2座反应精馏塔的冷凝器热负荷之和，共‐718.9kW。
表4精馏塔的参数和运行结果
实施例3：
塔板数为8块塔板的第1座反应精馏塔，与两台体积均为2.0m3的釜式侧反应器相连，其中精馏塔的塔顶冷凝器出口物料进入第1台侧反应器与氯气进行反应后回到第2块塔板；精馏塔第3块塔板物料全采出后进入第2台侧反应器与氯气进行反应后回到第4块塔板。塔板数为10块塔板的第2座反应精馏塔，与三台体积均为3.0m3的釜式侧反应器相连，其中精馏塔的塔顶冷凝器出口物料进入第1台侧反应器与氯气进行反应后回到第2块塔板；精馏塔第3块塔板物料全采出后进入第2台侧反应器与氯气进行反应后回到第4块塔板；精馏塔第5块塔板物料全采出后进入第3台侧反应器与氯气进行反应后回到第6块塔板；第2台反应精馏塔塔釜物料经进料泵送至第3座氯化苄精制精馏塔的第8块塔板上。第3座氯化苄精制精馏塔的塔板数为16块。
新鲜甲苯预氯化在预氯化反应器中至甲苯摩尔分数为80％、氯化苄摩尔分数为20％，此预氯化液以10kmol/h的速率送至第1座反应精馏塔，与第1座反应精馏塔相连的侧反应器中氯气的通入速率分别为3.29kmol/h和1.41kmol/h，第1座反应精馏塔的塔釜氯化液在进入第2座反应精馏塔的第6块塔板后进一步氯化，与第2座反应精馏塔相连的三台侧反应器中氯气的通入速率分别为1.73kmol/h，1.03kmol/h和0.69kmol/h。在侧反应器中的反应温度均为80℃。稳定状态时的参数和运行结果如表5所示。其中氯化苄精制精馏塔塔顶蒸汽换热量202.0kW，可作为第1座反应精馏塔塔釜的加热热源，在该工艺过程中该塔釜所需总热负荷为第2座反应精馏塔的塔釜热负荷与氯化苄精制精馏塔塔釜热负荷之和，共418.5kW；冷凝器总热负荷为第1座反应精馏塔的冷凝器热负荷与第2座反应精馏塔的冷凝器热负荷之和，共‐695.1kW。
表5精馏塔的参数和运行结果
实施例4：
塔板数为8块塔板的第1座反应精馏塔，与两台体积均为2.0m3的釜式反应器相连，其中精馏塔的塔顶冷凝器出口物料进入第1台侧反应器与氯气进行反应后回到第2块塔板；精馏塔第3块塔板物料全采出后进入第2台侧反应器与氯气进行反应后回到第4块塔板。塔板数为10块塔板的第2座反应精馏塔，与两台体积均为3.0m3的釜式反应器相连，其中精馏塔的塔顶冷凝器出口物料进入侧反应器与氯气进行反应后回到第2块塔板；精馏塔第3块塔板物料全采出后进入第2台侧反应器与氯气进行反应后回到第4块塔板；第2座反应精馏塔塔釜物料经进料泵送至第3座氯化苄精制精馏塔的第8块塔板上。第3座氯化苄精制精馏塔的塔板数为16块。
新鲜甲苯预氯化在预氯化反应器中至甲苯摩尔分数为75％、氯化苄摩尔分数为25％，此预氯化液以10kmol/h的速率送至第1座反应精馏塔，与第1座反应精馏塔相连的侧反应器中氯气的通入速率分别为3.15kmol/h和1.35kmol/h，第1座反应精馏塔的塔釜氯化液在进入第2座反应精馏塔的第6块塔板后进一步氯化，与第2座反应精馏塔相连的侧反应器中氯气的通入速率分别为2.21kmol/h和0.94kmol/h。在侧反应器中的反应温度均为110℃。稳定状态时的参数和运行结果如表6所示。其中氯化苄精制精馏塔塔顶蒸汽换热量201.9kW，可作为第1座反应精馏塔塔釜的加热热源，在该工艺过程中该塔釜所需总热负荷为第2座反应精馏塔的塔釜热负荷与氯化苄精制精馏塔塔釜热负荷之和，共487.5kW；冷凝器总热负荷为第1座反应精馏塔的冷凝器热负荷与第2座反应精馏塔的冷凝器热负荷之和，共‐525.3kW。
表6精馏塔的参数和运行结果
实施例5：
塔板数为8块塔板的第1座反应精馏塔，与一台体积均为2.0m3的釜式反应器相连，其中精馏塔的塔顶冷凝器出口物料进入第1台侧反应器与氯气进行反应后回到第2块塔板。塔板数为10块塔板的第2座反应精馏塔，与两台体积分别为4.0m3和3.0m3的釜式反应器相连，其中精馏塔的塔顶冷凝器出口物料进入第1台侧反应器与氯气进行反应后回到第2块塔板；精馏塔第3块塔板物料全采出后进入第2台侧反应器与氯气进行反应后回到第4块塔板；第2座反应精馏塔塔釜物料经进料泵送至第3座氯化苄精制精馏塔的第8块塔板上。第3座氯化苄精制精馏塔的塔板数为16块。
新鲜甲苯在预氯化反应器中预氯化至甲苯摩尔分数为70％、氯化苄摩尔分数为30％，此预氯化液以10kmol/h的速率送至第1座反应精馏塔，与第1座反应精馏塔相连的侧反应器中氯气的通入速率为3.10kmol/h，第1座反应精馏塔的塔釜氯化液在进入第2座反应精馏塔的第6块塔板后进一步氯化，与第2座反应精馏塔相连的侧反应器中氯气的通入速率分别为2.74kmol/h和1.29kmol/h。在侧反应器中的反应温度均为100℃。稳定状态时的参数和运行结果如表7所示。其中氯化苄精制精馏塔塔顶蒸汽换热量198.0kW，可作为第1座反应精馏塔塔釜的加热热源，在该工艺过程中该塔釜所需总热负荷为第2座反应精馏塔的塔釜热负荷与氯化苄精制精馏塔塔釜热负荷之和，共508.7kW；冷凝器总热负荷为第1座反应精馏塔的冷凝器热负荷与第2座反应精馏塔的冷凝器热负荷之和，共‐627.0kW。
表7精馏塔的参数和运行结果
对比实施例：
塔板数为12块塔板的反应精馏塔，与两台体积分别为6.3m3和4.0m3的釜式侧反应器相连，其中精馏塔的塔顶冷凝器出口物料进入第1台侧反应器与氯气进行反应后回到第2块塔板；精馏塔第3块塔板物料全采出后进入第2台侧反应器与氯气进行反应后回到第4块塔板；反应精馏塔塔釜物料经进料泵送至氯化苄精制精馏塔的第8块塔板上。氯化苄精制精馏塔的塔板数为16块。
新鲜甲苯在预氯化反应器中预氯化至甲苯摩尔分数为80％、氯化苄摩尔分数为20％，此预氯化液以10kmol/h的速率送至反应精馏塔，与反应精馏塔相连的侧反应器中氯气的通入速率分别为5.71kmol/h和2.44kmol/h。在侧反应器中的反应温度均为100℃。稳定状态时的参数和运行结果如表8所示。在该工艺过程中该塔釜所需热负荷为反应精馏塔的塔釜热负荷与氯化苄精制精馏塔塔釜热负荷之和，共680.4kW；冷凝器热负荷为反应精馏塔的冷凝器热负荷与氯化苄精制精馏塔塔顶的冷凝器热负荷之和，共‐952.9kW。
表8精馏塔的参数和运行结果
将实施例1(两座反应精馏塔各带一台侧反应器)和对比实施例进行比较，实施例1中塔釜热负荷和冷凝器热负荷分别降低11.7％和20.3％；将实施例2(两座反应精馏塔各带两台侧反应器)和对比实施例进行比较，实施例2中塔釜热负荷和冷凝器热负荷分别降低22.8％和25.1％。
Claims (9)
1.一种两段反应精馏串联生产氯化苄的能量集成方法，其特征是该方法由甲苯预氯化、两段甲苯氯化反应精馏和氯化苄精制串联构成；甲苯经过预氯化反应器氯化后，将预氯化液通入第1座带侧反应器的反应精馏塔进行反应，其中甲苯预氯化液中氯化苄摩尔分数控制在20～30％；第1座带侧反应器的反应精馏塔的塔釜氯化液进入第2座反应精馏塔进一步氯化，塔釜得到氯化苄粗品，然后氯化苄粗品进入氯化苄精制精馏塔精馏精制，塔顶得到氯化苄成品；在此系统中氯化苄精制精馏塔塔顶的氯化苄汽相不采用循环水冷却，将其作为第1座反应精馏塔塔釜再沸器的加热热源，在汽化第1座反应精馏塔釜物料的同时被冷凝为液体；第1座反应精馏塔的塔釜再沸器不使用水蒸汽作为加热介质，利用了工艺流股加热，从而达到节能目的。
2.根据权利1要求所述的方法，其特征是氯化苄精制精馏塔塔顶蒸汽携带的能量用于氯化苄反应精馏塔的再沸器加热汽化塔釜物料，通过控制第1座反应精馏塔塔釜氯化苄的摩尔含量和操作压力，使其塔釜温度比氯化苄精制精馏塔塔顶温度至少低20℃。
3.根据权利1要求所述的方法，其特征是第1座反应精馏塔操作压力在0.005～0.04MPa，优选0.01～0.025MPa。
4.根据权利1要求所述的方法，其特征是第1座反应精馏塔塔釜氯化苄摩尔分数控制在40～70％。
5.根据权利4要求所述的方法，其特征是第1座反应精馏塔塔釜氯化苄摩尔分数控制在50～65％。
6.根据权利1要求所述的方法，其特征是反应精馏塔及氯化苄精制精馏塔均采用减压操作，其操作压力在0.005～0.04MPa。
7.根据权利6要求所述的方法，其特征是反应精馏塔及氯化苄精制精馏塔均采用减压操作，其操作压力在0.01～0.025MPa。
8.根据权利1要求所述的方法，其特征是每座反应精馏塔配置的侧反应器台数为1～3台。
9.根据权利8要求所述的方法，其特征是侧反应器的氯化反应在常压下进行，反应温度80～120℃。
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