一种四氯化碳的生产方法
阅读说明：本技术 一种四氯化碳的生产方法 (Production method of carbon tetrachloride ) 是由 董亮 陶文平 孙运林 王顺利 张驰 吴发明 马凯 于 2021-08-25 设计创作，主要内容包括：本发明涉及一种四氯化碳的生产方法,具体涉及一种以二氯甲烷与三氯甲烷混合液和氯气为原料,经自由基催化剂催化氯化生产四氯化碳的方法,属于化工原料制备技术领域。该方法以二氯甲烷和三氯甲烷混合液为原料,在自由基催化剂催化下与氯气在氯化反应釜中连续氯化,生成四氯化碳和副产氯化氢,氯化液送至脱轻塔,将塔顶未反应的二氯甲烷、三氯甲烷轻组分送至与氯化釜氯化氢出口管连接的氯化氢洗涤塔,吸收氯化氢中未反应的微量氯气后,洗涤液溢流至氯化反应釜；脱轻塔塔釜重组分去四氯化碳精馏塔,并获得纯度99.9％的四氯化碳。(The invention relates to a production method of carbon tetrachloride, in particular to a method for producing carbon tetrachloride by using a mixed solution of dichloromethane and trichloromethane and chlorine as raw materials and performing catalytic chlorination by using a free radical catalyst, and belongs to the technical field of chemical raw material preparation. The method takes mixed solution of dichloromethane and trichloromethane as raw materials, and the mixed solution and chlorine are continuously chlorinated in a chlorination reaction kettle under the catalysis of a free radical catalyst to generate carbon tetrachloride and byproduct hydrogen chloride, chlorinated solution is sent to a light component removal tower, light components of dichloromethane and trichloromethane which are not reacted at the tower top are sent to a hydrogen chloride washing tower connected with a hydrogen chloride outlet pipe of the chlorination reaction kettle, and after a trace amount of unreacted chlorine in the hydrogen chloride is absorbed, the washing solution overflows to the chlorination reaction kettle; heavy components in the bottom of the light component removal tower enter a carbon tetrachloride rectifying tower to obtain carbon tetrachloride with the purity of 99.9 percent.)
技术领域
本发明涉及一种四氯化碳的生产方法，具体涉及一种以二氯甲烷与三氯甲烷混合液和氯气为原料，经自由基催化剂催化氯化生产四氯化碳的方法，属于化工原料制备技术领域。
背景技术
四氯化碳是一种具有三氯甲烷类微甜气味的易挥发液体，密度为1.595(20℃)，沸点为76.8℃。它们是合成新型环保制冷剂、发泡剂中间体的重要原料，如它可以分别与氯乙烯和乙烯调聚制备1,1,1,2,3-五氯丙烷(HCC-240fa)和1,1,1,3-四氯丙烷(HCC-250fb)，再以HCC-240fa和HCC-250fb为原料又可以制得1,1,1,3,3-五氟丙烷(HFC-245fa)、1-氯-3,3,3-三氟丙烯(HFCO-1233zd)、1,3,3,3-四氟丙烯(HFO-1234ze)、3,3,3-三氟丙烯(HFO-1243zf)、2,3,3,3-四氟丙烯(HFO-1234yf)等多种作为环保制冷剂、发泡剂、含氟聚合单体。随着环保要求的提高，新型环保材料的需求量逐渐变大。
目前，四氯化碳的主要来源为甲烷氯化物深度氯化的副产物，以一氯甲烷为原料的主要生产方法有气相高温热氯化法、光氯化法，和液相催化氯化法。其中，热氯化法具有反应温度(400～500℃)和压力(1.2Mpa)高、副反应多、易结焦、反应选择性差、产品比例(二氯甲烷和三氯甲烷产品比例基本为1:1)调节范围较窄等缺陷，现此法已逐步被淘汰。光氯化法合成甲烷氯化物受反应器内光的传播距离限制，反应器的体积无法做大，加上三氯甲烷光氯化反应速度较慢，导致工艺产能较低，而且，插入反应器内的石英光源套管不易密封，遇到高压、应力、扰动容易破裂，使用紫外光源液会对入体造成一定的伤害。液相催化氯化法，在深度氯化合成四氯化碳时，由于，三氯甲烷和氯气反应较慢，生成的氯化氢尾气容易夹带游离氯(约1000ppm)，限制了工艺副产盐酸的应用，并且，反应温度(大于100℃)和压力较高(2.65Mpa)，反应产出的四氯化碳比例通常小于30％，副产的四氯化碳主要是用于配套生产四氯乙烯，生产流程长，投资大，三废多。
随着液氯上路运输的限制，氯碱企业内部的氯气平衡问题也亟待解决，因此，亟待开发一种反应条件温和、成本低、耗氯量大，以及绿色安全环保的四氯化碳生产方法。
发明内容
为解决上述技术问题，本发明的目的是提供一种反应条件温和、成本低、耗氯量大，以及绿色安全环保的四氯化碳生产方法。
本发明的一种四氯化碳的生产方法，具体生产步骤为：
(1)将自由基催化剂与二氯甲烷和三氯甲烷混合液按一定比例混合均匀后得到物料，使用计量泵或连续滴加的方式将物料加入到氯化反应釜中；
(2)使用热水将反应釜中的物料加热至一定氯化温度后，开启氯气进气阀进行氯化，氯化反应得到反应液，同时反应产生的氯化氢气体经循环水冷却后通入氯化氢洗涤塔，使用流量泵将步骤(1)中配比的物料连续加入到氯化氢洗涤塔中，并在洗涤塔中与反应生成的氯化氢逆流接触以洗涤去除尾气中夹带的微量氯气；
(3)当反应液中的四氯化碳达到一定含量后，计量连续出料至常压脱轻塔的原料罐；
(4)将脱轻塔塔顶四氯化碳质量含量小于5％的二氯甲烷、三氯甲烷混合料与如步骤(1)配比的物料一并加入氯化氢洗涤塔，脱轻塔塔釜物料通入四氯化碳精馏塔，塔顶得到高纯度四氯化碳；
(5)经氯化氢洗涤塔除部分游离氯后的氯化氢气体通入氯化氢加压精馏塔，塔顶得到的高纯氯化氢通过降膜吸收制盐酸，塔釜富含有机物的物料回用。
进一步的，步骤(1)中所述的自由基催化剂为偶氮类或过氧类有机物，为偶氮二异丁腈、偶氮二异庚腈、过氧化苯甲酰中的任意一种，用量为混合液质量的0.1％～0.6％。
进一步的，步骤(1)中所述的混合液中二氯甲烷与三氯甲烷的质量比为0.5～3：1，混合液中四氯化碳质量含量小于10％。
进一步的，步骤(2)中所述的氯化反应温度为40～80℃，反应压力0～0.5MPa。
进一步的，步骤(3)中反应液中四氯化碳质量含量达到30％～70％时，开始连续出料。
本发明的原理为：
二氯甲烷或三氯甲烷在偶氮或过氧类催化剂作用下与氯气反应属于自由基反应，偶氮或过氧类引发剂在热物料中发生缓慢分解，并引发氯气和二氯甲烷或三氯甲烷发生自由基反应。其中，二氯甲烷氯化制备四氯化碳属于自由基连串反应，每生成1摩尔四氯化碳可以消耗2摩尔氯气，平均放热约为97kJ/mol；而三氯甲烷每反应生成1摩尔四氯化碳只消耗1摩尔氯气，放热约为94.8kJ/mol。
本发明采用甲烷氯化物工艺生产的含小于10％四氯化碳的二氯甲烷与三氯甲烷混合液为氯化原料，规避了上游二氯甲烷和三氯甲烷原料的分离，降低了原料分离成本。并且，与一分子三氯甲烷制备四氯化碳相比，二氯甲烷可以多消耗一分子Cl2，从而增加耗氯量，这在氯气价格长期倒挂的背景下，可以进一步降低成本。
受二氯甲烷和三氯甲烷分子结构的受影响，二氯甲烷与三氯甲烷混合液氯化比三氯甲烷光氯化反应速度快，因反应过程中氯化液中一直保留有较多的未反应的二氯甲烷，再通过控制氯气通入混合液中的速度可以将副产氯化氢尾气中夹带的氯气控制在1000ppm以下。夹带游离氯的氯化氢在洗涤塔中再与新鲜的二氯甲烷和三氯甲烷混合液逆流传质，微量氯气逐渐溶解于混合液中，经洗涤后的氯化氢中游离氯含量低于150ppm，氯化氢经压缩机压缩后，采用加压精馏将夹带的氯浓度进一步降低至3ppm以下。
借由上述方案，本发明至少具有以下优点：
1、采用二氯甲烷和三氯甲烷混合液氯化合成四氯化碳，避免了上游甲烷氯化物装置二氯甲烷和三氯甲烷的分离，节省了原料分离成本，并且，混合液氯化耗氯量大，在氯气价格倒挂的背景下，可以进一步降低生产成本；
2、与三氯甲烷光氯化合成四氯化碳相比，采用二氯甲烷和三氯甲烷混合液氯化反应速度快，生产能力高，含有微量氯气的副产氯化氢尾气，可采用二氯甲烷和三氯甲烷混合液洗涤和加压精馏的方式去除，避免了副产31％盐酸中夹带高含量的氯气，提高了副产盐酸品质，盐酸中游离氯含量低于1ppm；
3、催化氯化反应压力和温度较低，合成四氯化碳的选择性高(99.5％)，产品中的杂质含量低(产品纯度99.9％)，并且，设备投资、工艺安全和环保性较甲烷氯化物热氯化工艺优。
上述说明仅是本发明技术方案的概述，为了能够更清楚了解本发明的技术手段，并可依照说明书的内容予以实施，以下以本发明的较佳实施例并配合附图详细说明如后。
附图说明
为了更清楚地说明本发明实施例的技术方案，下面将对实施例中所需要使用的附图作简单地介绍，应当理解，以下附图仅示出了本发明的某个实施例，因此不应被看作是对范围的限定，对于本领域普通技术入员来讲，在不付出创造性劳动的前提下，还可以根据这些附图获得其他相关的附图。
图1是本发明生产四氯化碳的工艺流程示意图。
具体实施方式
下面结合附图和实施例，对本发明的具体实施方式作进一步详细描述。以下实施例用于说明本发明，但不用来限制本发明的范围。
一种以二氯甲烷与三氯甲烷混合液和氯气为原料，经自由基催化剂催化氯化生产四氯化碳的方法，主要包括以下步骤：
(1)将自由基催化剂，按照二氯甲烷和三氯甲烷混合液质量的0.1％～0.6％混合均匀后得到物料，将物料泵送加入到氯化反应釜中；
(2)使用热水将氯化反应釜中的物料加热至40～80℃后，开启氯气进气阀，并在0～0.5MPa压力下进行氯化，得到反应液，同时反应产生的氯化氢气体经循环水冷却后去氯化氢洗涤塔，并使用流量泵将步骤(1)中的物料连续加入到氯化氢洗涤塔中，与反应生成的氯化氢逆流接触以洗涤去除尾气中夹带的微量氯气；
(3)当反应液中的四氯化碳含量达到30％～70％后，计量并连续出料至常压脱轻塔的原料罐中，并将步骤(2)中的氯化氢洗涤塔塔釜溢流罐中的产物计量连续补加入氯化反应釜中；
(4)将常压脱轻塔塔顶四氯化碳质量含量小于5％的二氯甲烷、三氯甲烷混合料与步骤(1)中的物料一并加入氯化氢洗涤塔，脱轻塔塔釜物料通入四氯化碳精馏塔，塔顶得到纯度99.9％的四氯化碳；
(5)经氯化氢洗涤塔除部分游离氯后的氯化氢气体通入氯化氢加压精馏塔，塔顶得到的高纯氯化氢通过降膜吸收制酸，塔釜富含有机物的物料回用即可。
步骤(1)中所述的自由基催化剂为偶氮二异丁腈、偶氮二异庚腈、过氧化苯甲酰的任意一种；
步骤(1)中所述的混合液中二氯甲烷与三氯甲烷质量比为0.5～3：1，混合液中四氯化碳质量含量小于10％。
实施例
实施例1
(1)将偶氮二异丁腈按照二氯甲烷和三氯甲烷混合液质量的0.58％加入并混合均匀后得到物料，备用，其中二氯甲烷与三氯甲烷质量比为2.95：1，混合液中四氯化碳质量为3.41％，使用泵将物料加入到0.5m3氯化反应釜中，并控制反应釜中的液位在65％；
(2)使用93.5℃的热水将氯化反应釜中的物料加热至43.5℃后，缓慢开启氯气进气阀进行氯化，控制氯气流量在0～80kg/h，反应压力为0.11MPa，氯化反应得到反应液，同时反应产生的氯化氢气体经循环水冷却后通入氯化氢洗涤塔，其中氯化氢洗涤塔的精馏柱高度为5m、直径为100mm、填料为玻璃弹簧、填料高度约4.5m，并使用流量泵将步骤(1)中配比的物料以192.7kg/h的流量连续加入到氯化氢洗涤塔中，并在洗涤塔中与反应生成的氯化氢逆向接触以洗涤去氯化氢中夹带的微量氯气；
(3)当反应液中四氯化碳达含量到31.08％后，以392.7kg/h流量连续出料至脱轻塔的原料罐中，并将步骤(2)中的氯化氢洗涤塔塔釜溢流罐中的产物以354.8kg/h的流量连续补加入氯化反应釜中；
(4)将脱轻塔塔顶四氯化碳质量含量为1.74％的二氯甲烷、三氯甲烷混合料以162.1kg/h流量与如步骤(1)配比相同的物料合并加入氯化氢洗涤塔，所述氯化氢洗涤塔直径100mm，高度5m，填料为陶瓷波纹填料，脱轻塔塔釜物料通入四氯化碳精馏塔精馏，塔顶得到纯度99.91％的四氯化碳；
(5)经氯化氢洗涤塔除部分游离氯后的粗氯化氢气体在20℃和绝压0.11Mpa的条件下，以41kg/h的流量通过1.5m2管式换热器，并冷却至-35℃，冷凝液回氯化氢洗涤塔釜物料收集罐，不凝气经活性碳纤维吸附夹带的油滴后换热至18℃，再使用螺杆压缩机将其压缩至2.15MPa，经压缩后的氯化氢温度为62℃，再将物料以40.1kg/h的速率加入加压精馏塔内，进料位置位于塔釜上方约0.5m处，塔顶氯化氢液体回流量约79.6kg/h(回流比2:1)，塔内绝对压力为2.15MPa，塔顶温度-10℃，塔底温度约67℃；塔顶得到高纯氯化氢经三级降膜和一级填料塔吸收制得质量分数为31％的盐酸，盐酸中氯气含量为0.31ppm，塔釜富含有机物的物料回用。
实施例2
(1)将偶氮二异丁腈按照二氯甲烷和三氯甲烷混合液质量的0.13％加入并混合均匀后得到物料，备用，其中二氯甲烷与三氯甲烷质量比为1.76：1，混合液中四氯化碳质量为3.41％，使用泵将物料加入到0.5m3氯化反应釜中，并控制反应釜中的液位在67％；
(2)使用96.7℃的热水将反应釜中的物料加热至60.8℃后，缓慢开启氯气进气阀进行氯化，控制氯气流量在20kg/h，反应压力为0.27MPa，氯化反应得到反应液，同时反应产生的氯化氢气体经循环水冷却后去氯化氢洗涤塔，其中氯化氢洗涤塔的精馏柱的直径100mm，高度5m，填料为陶瓷波纹填料，并使用流量泵将如步骤(1)中配比的物料以125.6kg/h的流量连续加入到氯化氢洗涤塔中，并在洗涤塔中与反应生成的氯化氢逆向接触以洗涤去氯化氢中夹带的微量氯气；
(3)当反应液中四氯化碳达含量到50.86％(选择性99.65％)后，以245.5kg/h流量连续出料至脱轻组分塔原料罐，并将步骤(2)中的氯化氢洗涤塔塔釜溢流罐中的物料以207.6kg/h的流量连续补加入氯化反应釜中；
(4)将脱轻塔塔顶四氯化碳质量含量为1.82％的二氯甲烷、三氯甲烷混合料以82.0kg/h流量与如步骤(1)配比的物料合并加入氯化氢洗涤塔，脱轻塔塔釜物料通入四氯化碳精馏塔，塔顶得到纯度99.93％的四氯化碳；
(5)经氯化氢洗涤塔除部分游离氯后的粗氯化氢气体在21℃和绝压0.11MPa下，以40.7kg/h的流量通过1.5m2管式换热器，并冷却至-35℃，冷凝液回氯化氢洗涤塔釜物料收集罐，不凝气经活性碳纤维吸附夹带的油滴后换热至19℃，再使用螺杆压缩机将其压缩至2.15MPa，经压缩后的氯化氢温度为63℃，再将物料以39.9kg/h的速率加入加压精馏塔内，其中精馏柱高度5m、直径为100mm、填料为玻璃弹簧、填料高度4.5m，进料位置位于塔釜上方约0.5m处，塔顶氯化氢液体回流量约79.7kg/h(回流比2:1)，塔内绝对压力为2.14MPa，塔顶温度-11℃，塔底温度约66℃。塔顶得到高纯氯化氢经三级降膜和一级填料塔吸收制得质量分数为31％的盐酸，盐酸中氯气含量为0.54ppm，塔釜富含有机物的物料回用。
实施例3
(1)将偶氮二异丁腈按照二氯甲烷和三氯甲烷混合液质量的0.38％加入并混合均匀后，备用，其中二氯甲烷与三氯甲烷质量比为0.52：1，混合液中四氯化碳质量为3.41％，使用泵将物料加入到0.5m3氯化反应釜中，并控制反应釜中的液位在75％；
(2)使用98.1℃的热水将氯化反应釜中的物料加热至78.4℃后，缓慢开启氯气进气阀进行氯化，控制氯气流量在80kg/h，反应压力为0.49MPa，氯化反应得到反应液，同时反应产生的氯化氢气体经循环水冷却后通入氯化氢洗涤塔，其中直径100mm，高度5m，填料为陶瓷波纹填料，并使用流量泵将如步骤(1)中配比的物料以119.7kg/h的流量连续加入到氯化氢洗涤塔中，并在洗涤塔中与反应生成的氯化氢逆向接触以洗涤去氯化氢中夹带的微量氯气；
(3)当反应液中四氯化碳达含量到69.51％后，以201.3kg/h流量连续出料至脱轻塔的原料罐中，并将步骤(2)中的氯化氢洗涤塔塔釜溢流罐中的产物以167.4kg/h的流量连续补加入氯化反应釜中；
(4)将脱轻塔塔顶四氯化碳质量含量为1.91％的二氯甲烷、三氯甲烷混合料以47.8kg/h流量与如步骤(1)配比的物料合并加入氯化氢洗涤塔，所述氯化氢洗涤塔直径100mm，高度5m，填料为陶瓷波纹填料，脱轻塔塔釜物料通入四氯化碳精馏塔，塔顶得到纯度99.95％的四氯化碳；
(5)经氯化氢洗涤塔除部分游离氯后的粗氯化氢气体在20℃和绝压0.11MPa下，以40.5kg/h的流量通过1.5m2管式换热器，并冷却至-34℃，冷凝液回氯化氢洗涤塔釜物料收集罐，不凝气经活性碳纤维吸附夹带的油滴后换热至17℃，再使用螺杆压缩机将其压缩至2.15MPa，经压缩后的氯化氢温度为61℃，再将物料以39.6kg/h的速率加入加压精馏塔内，其中精馏柱高度5m、直径为100mm、填料为玻璃弹簧、填料高度为4.5m，进料位置位于塔釜上方约0.5m处，塔顶氯化氢液体回流量为79.4kg/h(回流比2:1)，塔内绝对压力为2.15MPa，塔顶温度-9℃，塔底温度约68℃，塔顶得到高纯氯化氢经三级降膜和一级填料塔吸收制得质量分数为31％的盐酸，盐酸中氯气含量为0.68ppm，塔釜富含有机物的物料回用。
实施例4
本实施例与实施例3的区别在于，步骤1)中使用的催化剂为偶氮二异庚腈，经过步骤4)中四氯化碳精馏塔精馏后，塔顶得到的四氯化碳纯度为99.94％。
氯化氢尾气经洗涤、加压精馏和降膜吸收后，制得31％盐酸中氯气含量为0.84ppm。
实施例5
本实施例与实施例3的区别在于，步骤1)中使用的催化剂为过氧化苯甲酰，经过步骤4)中四氯化碳精馏塔精馏后，塔顶得到的四氯化碳纯度为99.91％。
氯化氢尾气经洗涤、加压精馏和降膜吸收后，制得31％盐酸中氯气含量为0.97ppm。
对比例
对比例1
本实施例与实施例3的区别在于，氯化反应产生的氯化氢不经氯化氢洗涤塔洗涤，直接送入氯化氢加压精馏塔精馏后制酸，所得31％盐酸中氯气含量为14.61ppm。
对比例2
本实施例与实施例3的区别在于，氯化反应产生的氯化氢经氯化氢洗涤塔洗涤后直接降膜吸收制酸，所得31％盐酸中氯气含量为149.37ppm，有机物含量超过300ppm。
对比例3
本实施例与实施例3的区别在于，步骤1)中使用光催化氯化，经过步骤4)中四氯化碳精馏塔精馏后，塔顶得到的四氯化碳纯度为99.49％。氯化氢尾气经洗涤、加压精馏和降膜吸收后，制得31％盐酸中氯气含量为259.6ppm。
结果分析：
首先对比本发明实例1～3的最终产物四氯化碳的纯度和副产物盐酸中的氯气含量，其中主产物四氯化碳的纯度都达到99.9％以上，副产物盐酸中氯气的含量都低于0.70ppm，有效的提高了主产四氯化碳的纯度并降低副产盐酸的氯气含量，降低了生产成本，提高产物经济效益，也从侧面证实了本发明的技术方案可以实施；
将实施例4、5和实施例3以及对比例3进行对比，由于实施例4、5中分别用偶氮二异庚腈和过氧化苯甲酰代替原催化剂偶氮二异丁腈，其他生产步骤和工艺不变，最终主产物的纯度高于99.9％，副产物盐酸中的氯气含量低于1ppm，仍然具有较佳的生产效果，而对比例3没有使用本发明所用的偶氮类或者过氧类催化剂，由此可以证实，与三氯甲烷光氯化合成四氯化碳相比，采用二氯甲烷和三氯甲烷混合液在偶氮类或过氧类催化剂作用下进行氯化反应具有速度快，生产能力高的优势，这是因为二氯甲烷或三氯甲烷在偶氮或过氧类催化剂作用下与氯气反应属于自由基反应，偶氮或过氧类引发剂在热物料中发生缓慢分解，并引发氯气和二氯甲烷或三氯甲烷发生自由基反应。其中，二氯甲烷氯化制备四氯化碳属于自由基连串反应，每生成1摩尔四氯化碳可以消耗2摩尔氯气，平均放热约为97kJ/mol；而三氯甲烷每反应生成1摩尔四氯化碳只消耗1摩尔氯气，放热约为94.8kJ/mol；本发明采用甲烷氯化物工艺生产的含小于10％四氯化碳的二氯甲烷与三氯甲烷混合液为氯化原料，规避了上游二氯甲烷和三氯甲烷原料的分离，降低了原料分离成本。并且，与一分子三氯甲烷制备四氯化碳相比，二氯甲烷可以多消耗一分子Cl2，从而增加耗氯量，这在氯气价格长期倒挂的背景下，可以进一步降低成本；受二氯甲烷和三氯甲烷分子结构的受影响，二氯甲烷与三氯甲烷混合液氯化比三氯甲烷光氯化反应速度快，因反应过程中氯化液中一致保留有较多的未反应的二氯甲烷，再通过控制氯气通入混合液中的速度可以将副产氯化氢尾气中夹带的氯气控制在1000ppm以下。夹带游离氯的氯化氢在洗涤塔中再与新鲜的二氯甲烷和三氯甲烷混合液逆流传质，微量氯气逐渐溶解于混合液中，经洗涤后的氯化氢中游离氯含量低于150ppm，氯化氢经压缩机压缩后，采用加压精馏将夹带的氯浓度进一步降低至3ppm以下；
将对比例1和对比例2和实施例3的生产结构进行性能对比，由于对比例1中氯化反应产生的氯化氢不经氯化氢洗涤塔洗涤，直接送入氯化氢加压精馏塔精馏后制酸，最终31％盐酸中氯气含量为14.61ppm，显著的高于本发明实例1～5中副产物盐酸的氯气含量，而对比例2中氯化反应产生的氯化氢经氯化氢洗涤塔洗涤后直接降膜吸收制酸，没有经过加压精馏，最终所得31％盐酸中氯气含量为149.37ppm，有机物含量超过300ppm，远超本发明实例1～5中副产物盐酸的氯气含量，有机物含量也较大，这也证实了本发明含有微量氯气的副产氯化氢尾气，可采用二氯甲烷和三氯甲烷混合液洗涤和加压精馏的方式去除，避免了副产31％盐酸中夹带高含量的氯气，提高了副产盐酸品质，盐酸中游离氯含量低于1ppm；催化氯化反应压力和温度较低，合成四氯化碳的选择性高(99.5％)，产品中的杂质含量低(产品纯度99.9％)，并且，设备投资、工艺安全和环保性较甲烷氯化物热氯化工艺优。
以上所述仅是本发明的优选实施方式，并不用于限制本发明，应当指出，对于本技术领域的普通技术入员来说，在不脱离本发明技术原理的前提下，还可以做出若干改进和变型，这些改进和变型也应视为本发明的保护范围。
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