一种百菌清生产工艺

摘要

本发明提供了一种百菌清生产工艺，将汽化后的间苯二甲腈与氮气的混合气与氯气分别通入反应器进行氯化反应，将所述氯化反应得到的反应气经后处理得到百菌清。本发明所述百菌清生产工艺，一方面可以减少进入反应器之前的混合步骤，避免混合过程中发生的副反应，进而可以防止副产物在进入流化床后附着在分布有催化剂的孔板上，可以有效保证氯化反应的转化率一直处于目标水平，可以延长停工检修的周期，另一方面还可以进一步降低原料单耗，生产出六氯苯≤10ppm的高品质百菌清产品。

权利要求

1.一种百菌清生产工艺，其特征在于，将汽化后的间苯二甲腈与氮气混合得到混合气，再将所述混合气与氯气分别通入反应器进行氯化反应，防止副产物在进入流化床后附着在分布有催化剂的孔板上，将所述氯化反应得到的反应气经后处理得到百菌清。

2.根据权利要求1所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述混合气的制备方法包括如下步骤：

将原料间苯二甲腈进入IPN熔化器进行加热，得到的液态间苯二甲腈经过IPN流量计进入IPN汽化器，并从所述IPN汽化器的上加料口进料，将氮气经过氮气流量计进入所述IPN汽化器，并从所述IPN汽化器的下加料口进料，将从所述IPN汽化器的出口得到的气体通入气体混合器进一步混合，得到所述混合气。

3.根据权利要求2所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述原料间苯二甲腈为液态和/或固态。

4.根据权利要求2所述的百菌清生产工艺，其特征在于，将固态原料间苯二甲腈通过IPN螺旋加料机输送至所述IPN熔化器，将液态原料间苯二甲腈直接进入所述IPN熔化器。

5.根据权利要求2所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述原料间苯二甲腈的纯度≥

99%。

6.根据权利要求2所述的百菌清生产工艺，其特征在于，在所述IPN熔化器与所述IPN流量计之间设置IPN缓冲罐，并将所述IPN熔化器得到的液态间苯二甲腈通过输送泵进入所述IPN缓冲罐。

7.根据权利要求2所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述IPN熔化器的加热介质包括导热油、熔盐或过热蒸汽中的任何一种或至少两种的组合。

8.根据权利要求7所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述IPN熔化器的加热介质为导热油。

9.根据权利要求8所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述IPN熔化器内导热油的流3

量为10‑100m/h。

10.根据权利要求2所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述IPN熔化器的温度为170‑

240℃。

11.根据权利要求6所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述输送泵的输送量为100‑

1500kg/h。

12.根据权利要求6所述的百菌清生产工艺，其特征在于，在所述输送泵的进口设置管道过滤器。

13.根据权利要求6所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述IPN缓冲罐的温度为170‑

240℃。

14.根据权利要求2或3所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述IPN汽化器的温度为

200‑330℃。

15.根据权利要求2所述的百菌清生产工艺，其特征在于，将氮气先进入氮气缓冲罐，再经过所述氮气流量计进入氮气加热器加热，然后进入所述IPN汽化器。

16.根据权利要求15所述的百菌清生产工艺，其特征在于，氮气的纯度≥99.5%。

17.根据权利要求15所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述氮气流量计的流量为3

300‑2000m/h。

18.根据权利要求15所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述氮气缓冲罐的压力为

0.3‑0.6MPa。

19.根据权利要求15所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述氮气加热器的出口温度为200‑320℃。

20.根据权利要求1所述的百菌清生产工艺，其特征在于，将液氯经过液氯汽化器汽化得到氯气，再依次经过氯气缓冲罐、氯气流量计以及氯气加热器，再进入所述反应器。

21.根据权利要求20所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述液氯汽化器采用水加热器进行加热。

22.根据权利要求21所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述水加热器的水流量为3

10‑100m/h。

23.根据权利要求20所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述液氯汽化器的温度为

71‑90℃。

24.根据权利要求20所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述液氯汽化器的换热面积2

为50‑200m。

25.根据权利要求20所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述氯气缓冲罐的压力为

0.3‑0.6MPa。

26.根据权利要求20所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述氯气加热器的出口温度为280‑350℃。

27.根据权利要求1或2所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述混合气通过分布板从所述反应器底部进入，氯气通过氯气分布器从所述反应器底部进入，且所述氯气分布器的出气口正对所述分布板的出气口，使得所述混合气与氯气逆向流动。

28.根据权利要求27所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述反应器的操作气速为

0.5‑4m/s。

29.根据权利要求28所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述反应器的操作气速为1‑

2m/s。

30.根据权利要求27所述的百菌清生产工艺，其特征在于，从所述分布板的出气口喷出的混合气的气速为10‑20m/s。

31.根据权利要求27所述的百菌清生产工艺，其特征在于，从所述氯气分布器的出气口喷出的氯气的气速为10‑20m/s。

32.根据权利要求27所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述混合气中氮气与间苯二甲腈的摩尔比为(5‑5.5):1。

33.根据权利要求27所述的百菌清生产工艺，其特征在于，在所述反应器内，控制氯气与所述混合气中间苯二甲腈的质量比为(2.4‑2.5):1。

34.根据权利要求27所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述氯气分布器包括管式分布器、喷嘴式分布器或板式分布器。

35.根据权利要求34所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述氯气分布器为管式分布器。

36.根据权利要求27所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述氯气分布器的气孔直径为5‑25mm，任意两个相邻气孔的间距为100‑200mm。

37.根据权利要求27所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述氯气分布器的开孔率为

0.75‑3%。

38.根据权利要求37所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述氯气分布器的开孔率为

1‑2%。

39.根据权利要求27所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述氯气分布器材质包括碳钢、不锈钢、哈氏合金、镍合金或蒙乃尔合金中的任意一种或至少两种的组合。

40.根据权利要求39所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述氯气分布器材质为蒙乃尔合金。

41.根据权利要求1所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述反应器为流化床反应器。

42.根据权利要求41所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述流化床反应器的温度为

280‑350℃。

43.根据权利要求42所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述流化床反应器的直径为

2000‑5000mm。

44.根据权利要求1或2所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述后处理包括：将所述氯化反应得到的反应气依次经过袋式过滤器、固定床过滤器、捕集器、尾气过滤器以及尾气处理器，利用所述捕集器得到百菌清，从所述尾气处理器排出的气体进行高空排放。

45.根据权利要求44所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述袋式过滤器的出口温度为250‑350℃。

46.根据权利要求44所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述袋式过滤器的过滤面积2

为30‑150m。

47.根据权利要求44所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述袋式过滤器的直径为

1000‑2000mm。

48.根据权利要求44所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述固定床过滤器的直径为

1000‑4000mm。

49.根据权利要求44所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述固定床过滤器的出口温度为200‑300℃。

50.根据权利要求44所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述捕集器的冷却方式包括风冷、水冷或油冷。

51.根据权利要求50所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述捕集器的冷却方式为风冷。

52.根据权利要求44所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述捕集器包括串联连接的第一捕集器、第二捕集器以及第三捕集器。

53.根据权利要求44所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述第一捕集器的温度为

250‑300℃。

54.根据权利要求44所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述第二捕集器的温度为

150‑250℃。

55.根据权利要求44所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述第三捕集器的温度为

100‑150℃。

56.根据权利要求44所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述尾气过滤器的直径为

1000‑3000mm。

57.根据权利要求44所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述尾气过滤器的过滤面积2

为10‑200m。

58.根据权利要求44所述的百菌清生产工艺，其特征在于，所述尾气处理器利用水通过降膜吸收器吸收氯化氢，利用液碱溶液吸收氯气。

59.根据权利要求44所述的百菌清生产工艺，其特征在于，用于吸收氯化氢的工艺水包括深井水、循环水或软水中的任意一种或者还少两种的组合。

60.根据权利要求59所述的百菌清生产工艺，其特征在于，用于吸收氯化氢的工艺水为循环水。

61.根据权利要求58所述的百菌清生产工艺，其特征在于，控制所述降膜吸收器排出的盐酸浓度为20‑30%。

62.根据权利要求58所述的百菌清生产工艺，其特征在于，控制所述液碱溶液的浓度为

10‑30%。

63.根据权利要求58所述的百菌清生产工艺，其特征在于，控制所述液碱溶液的喷淋量3

为10‑80m/h。

64.根据权利要求1所述的百菌清生产工艺，其特征在于，包括如下步骤：（1）制备汽化后的间苯二甲腈与氮气的混合气：将原料间苯二甲腈进入IPN熔化器进行加热，其中，将固态原料间苯二甲腈通过IPN螺旋加料机输送至所述IPN熔化器，将液态原料间苯二甲腈直接进入所述IPN熔化器，将所述IPN熔化器得到的液态间苯二甲腈通过输送泵先进入IPN缓冲罐，再经过IPN流量计进入IPN汽化器，并从所述IPN汽化器的上加料口进料，将氮气先进入氮气缓冲罐，再经过氮气流量计进入氮气加热器加热，然后进入所述IPN汽化器，并从所述IPN汽化器的下加料口进料，最后将从所述IPN汽化器的出口得到的气体通入气体混合器进一步混合，得到所述混合气；

其中，所述原料间苯二甲腈的纯度≥99%；所述IPN熔化器的加热介质为导热油，并控制3

其流量为10‑100m /h；所述IPN熔化器的温度为170‑240℃，所述IPN熔化器的材质为不锈钢；所述输送泵的输送量为100‑1500kg/h，并在所述输送泵的进口设置管道过滤器；所述IPN缓冲罐的温度为170‑240℃，所述IPN缓冲罐的材质为不锈钢；所述IPN汽化器的温度为

200‑330℃，所述IPN汽化器的材质为不锈钢，所述IPN汽化器为立式刮板汽化器；控制氮气的纯度≥99.5%，所述氮气缓冲罐的压力为0.3‑0.6MPa，所述氮气流量计为体积流量计，流3

量为300‑2000m/h，所述氮气加热器的出口温度为200‑320℃，所述氮气加热器的加热介质为导热油；

（2）制备氯气：

将液氯经过液氯汽化器汽化得到氯气，再依次经过氯气缓冲罐、氯气流量计以及氯气加热器，得到工艺所需氯气；

3

其中，所述液氯汽化器采用水加热器进行加热，控制水流量为10‑100m/h，温度为71‑902

℃，换热面积为50‑200m ；控制氯气缓冲罐的压力为0.3‑0.6MPa；所述氯气流量计为质量流量计；所述氯气加热器的加热介质为导热油，并控制所述氯气加热器的出口温度为280‑350℃；

（3）氯化反应：

将步骤（1）制备得到的混合气通过分布板从流化床反应器底部进入，从所述分布板的出气口喷出的混合气的气速为10‑20m/s，将步骤（2）制备得到的氯气通过氯气分布器从流化床反应器底部进入，从所述氯气分布器的出气口喷出的氯气的气速为10‑20m/s，且所述氯气分布器的出气口正对所述分布板的出气口，使得所述混合气与氯气逆向流动，控制所述流化床反应器的操作气速为0.5‑4m/s，温度为280‑350℃，直径为2000‑5000mm，加热介质为导热油；

其中，所述混合气中氮气与间苯二甲腈的摩尔比为(5‑5.5):1，在所述流化床反应器内，控制氯气与所述混合气中间苯二甲腈的质量比为(2.4‑2.5):1，所述氯气分布器为管式分布器，开孔率为0.75‑3%，气孔直径为5‑25mm，任意两个相邻气孔的间距为100‑200mm，材质为蒙乃尔合金；

（4）后处理：

将步骤（3）所述氯化反应得到的反应气依次经过袋式过滤器、固定床过滤器、捕集器、尾气过滤器以及尾气处理器，利用所述捕集器得到百菌清，从所述尾气处理器排出的气体进行高空排放；

2

其中，所述袋式过滤器的出口温度为250‑350℃，过滤面积为30‑150m ，滤袋的材质为PTFE，其他部分材质为不锈钢，直径为1000‑2000mm；所述固定床过滤器的直径为1000‑

4000mm，所述固定床过滤器为列管式，材质为不锈钢，所述固定床过滤器的出口温度为200‑

300℃；所述捕集器的冷却方式为风冷，所述捕集器包括串联连接的第一捕集器、第二捕集器以及第三捕集器，控制所述第一捕集器的温度为250‑300℃，所述第二捕集器的温度为

150‑250℃，所述第三捕集器的温度为100‑150℃；所述尾气过滤器的直径为1000‑3000mm，2

过滤面积为10‑200m ，所述尾气处理器利用水通过降膜吸收器吸收氯化氢，利用液碱溶液吸收氯气，用于吸收氯化氢的工艺水为循环水，控制所述降膜吸收器排出的盐酸浓度为20‑3

30%，控制所述液碱溶液的浓度为10‑30%，控制所述液碱溶液的喷淋量为10‑80m/h。

说明书

一种百菌清生产工艺

技术领域

[0001] 本发明涉及化工生产技术领域，具体涉及一种百菌清生产工艺。

背景技术

[0002] 百菌清，化学名为四氯间苯二甲腈，是一种高效、低毒、广谱、低残留的保护性杀菌剂，被广泛应用于农业和林业的真菌病害防治，尤其是在蔬菜、水果等经济作物上的应用，
也被用于高尔夫球场、草坪、观赏植物等杀菌；另外，百菌清在防霉工业领域中也有重要用
途，如制造防霉涂料、防霉墙纸，电器防霉，木材等的防霉。百菌清通常采用气相氯化工艺得
到，在国内外的生产规模不断扩大，已成为世界上大吨位优良农药品种之一。

[0003] 目前，百菌清的生产工艺主要采用的是间苯二甲腈直接氯化法，间苯二甲腈(IPN)经熔融后送入汽化器汽化，然后与部分氮气混合得到IPN混合气，再将经干燥预热后的氯气
与IPN混合气混合均匀，随后进入反应器进行氯化反应。反应器一般采用流化床、固定床联
用工艺，反应得到的反应气进入捕集器，使得百菌清凝华析出并被连续送出即为产品，收率
在90％以上。尾气主要是氯气、氯化氢和氮气，并通过回收处理系统进行尾气处理。

[0004] CN100404500C公开了一种低六氯苯含量百菌清的生产方法，将间苯二甲腈加入汽化器中进行汽化，进料量为1mol/hr；间苯二甲腈完全汽化后由氮气带出汽化器，氮气流量
为间苯二甲腈进料量的3‑15倍，与氯气混合后从流化床分布板下进入流化床，氯气流量为
间苯二甲腈进料量的2‑4倍，在流化床内进行第一步反应，随后将反应生成物再次与氯气混
合，氯气流量为间苯二甲腈进料量的2‑5倍，进入固定床进行氯化，将得到的反应混合气体
送入收料器，经冷凝收集后得到百菌清产品。

[0005] CN102718682A公开了一种百菌清的制备方法，第一步：将定量的间苯二甲腈送入汽化器进行汽化，间苯二甲腈汽化后由氮气带出汽化器并与氯气在混合器中混合后进入流
化床，进气量的摩尔比为间苯二甲腈：氯气：氮气＝(3‑4):(8‑10):(15‑18)，同时加入专用
氨氧化催化剂；第二步：将第一步反应后的气体送入固定床，保持和流化床相同的温度和压
力，并加入和加入流化床数量相同的催化剂和氯气，使第一次反应后的气体和氯气再一次
发生反应，待反应结束，将固定床中反应后的混合气体送入收料器，经冷凝后烘干得到百菌
清。

[0006] CN104447407B公开了一种制备六氯苯含量低于10ppm的百菌清的方法，包括如下步骤：步骤一、催化剂的活化，将改性椰壳活性炭填充到流化床和固定床中，在氮气保护下，
升温进行除水处理，随后升温通入氯气来活化椰壳活性炭，至尾气中无氯化氢气体；步骤
二、间苯二甲腈的预处理，将原料间苯二甲腈熔融后汽化，利用氮气将汽化后的间苯二甲腈
带出汽化器；步骤三、氯化，将反应所需氯气的量分为两部分，2/3的氯气与步骤二中含有氮
气的间苯二甲腈气体混合，进入流化床中，在流化床中完成第一步反应，然后将第一步反应
的气体再与剩余的1/3氯气混合进入固定床进行补充反应；步骤四、后处理，反应后的气体
经过冷却后得到四氯间苯二甲腈的晶体粉末，对反应产生的尾气依次用水、FeCl2、Ca(OH)2
吸收。

[0007] 现有技术均是将含有氮气的间苯二甲腈气体和氯气混合均匀后，再通入流化床进行氯化反应，但是，由于氯气的化学性质异常活泼，且混合过程处于较高温度，使得混合过
程中会发生一系列副反应，生成复杂的固态或液态的副产物，在进入流化床后会附着在分
布有催化剂的孔板上，进而造成孔板堵塞，影响氯化反应的转化率，导致停工检修的周期大
大缩短。因此，目前亟需开发一种新型的百菌清生产工艺。

发明内容

[0008] 鉴于现有技术中存在的问题，本发明提供了一种百菌清生产工艺，将汽化后的间苯二甲腈与氮气的混合气与氯气分别通入反应器进行氯化反应，将所述氯化反应得到的反
应气经后处理得到百菌清。本发明所述百菌清生产工艺，一方面可以减少进入反应器之前
的混合步骤，避免混合过程中发生的副反应，进而可以防止副产物在进入流化床后附着在
分布有催化剂的孔板上，可以有效保证氯化反应的转化率一直处于目标水平，可以延长停
工检修的周期，另一方面还可以进一步降低原料单耗，生产出六氯苯≤10ppm的高品质百菌
清产品。

[0009] 为达此目的，本发明采用以下技术方案：

[0010] 本发明的目的之一在于提供一种百菌清生产工艺，将汽化后的间苯二甲腈与氮气混合得到混合气，再将所述混合气与氯气分别通入反应器进行氯化反应，将所述氯化反应
得到的反应气经后处理得到百菌清。

[0011] 本发明所述百菌清生产工艺，一方面可以减少进入反应器之前的混合步骤，避免混合过程中发生的副反应，进而可以防止副产物在进入流化床后附着在分布有催化剂的孔
板上，可以有效保证氯化反应的转化率一直处于目标水平，可以延长停工检修的周期，另一
方面还可以进一步降低原料单耗，生产出六氯苯≤10ppm的高品质百菌清产品。

[0012] 作为本发明优选的技术方案，所述混合气的制备方法包括如下步骤：

[0013] 将原料间苯二甲腈进入IPN熔化器进行加热，得到的液态间苯二甲腈经过IPN流量计进入IPN汽化器，并从所述IPN汽化器的上加料口进料，将氮气经过氮气流量计进入所述
IPN汽化器，并从所述IPN汽化器的下加料口进料，将从所述IPN汽化器的出口得到的气体通
入气体混合器进一步混合，得到所述混合气。

[0014] 作为本发明优选的技术方案，所述原料间苯二甲腈为液态和/或固态。

[0015] 优选地，将固态原料间苯二甲腈通过IPN螺旋加料机输送至所述IPN熔化器，将液态原料间苯二甲腈直接进入所述IPN熔化器。

[0016] 优选地，所述原料间苯二甲腈的纯度≥99％，优选为纯度≥99.5％。

[0017] 优选地，在所述IPN熔化器与所述IPN流量计之间设置IPN缓冲罐，并将所述IPN熔化器得到的液态间苯二甲腈通过输送泵进入所述IPN缓冲罐。

[0018] 来自所述IPN熔化器的液态间苯二甲腈经过夹套管进入所述IPN缓冲罐，且所述夹套管使用导热油进行保温，维持所述夹套管内的温度在间苯二甲腈的熔点以上，从而有效
防止间苯二甲腈在管内结晶，造成堵塞。

[0019] 优选地，所述IPN熔化器的加热介质包括导热油、熔盐或过热蒸汽中的任何一种或至少两种的组合，优选为导热油。

[0020] 优选地，所述IPN熔化器内导热油的流量为10‑100m3/h，例如10m3/h、20m3/h、25m3/3 3 3 3 3 3 3 3 3
h、30m/h、35m/h、40m /h、45m/h、50m/h、70m/h、90m /h或100m/h等，优选为25‑50m/h，但
并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

[0021] 优选地，所述IPN熔化器的温度为170‑240℃，例如170℃、180℃、190℃、200℃、210℃、220℃、230℃或240℃等，优选为180‑220℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内
其他未列举的数值同样适用。

[0022] 优选地，所述IPN熔化器的材质包括碳钢、不锈钢、哈氏合金、镍合金或蒙乃尔合金中的任意一种或至少两种的组合，优选为不锈钢。

[0023] 作为本发明优选的技术方案，所述输送泵的输送量为100‑1500kg/h，100kg/h、200kg/h、400kg/h、500kg/h、800kg/h、1000kg/h、1200kg/h或1500kg/h等，优选为200‑
1400kg/h，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

[0024] 优选地，在所述输送泵的进口设置管道过滤器，可以防止间苯二甲腈中的不溶物堵塞管路及输送泵。

[0025] 优选地，所述IPN缓冲罐的温度为170‑240℃，例如170℃、180℃、190℃、200℃、210℃、220℃、230℃或240℃等，优选为180‑220℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内
其他未列举的数值同样适用。

[0026] 优选地，所述IPN缓冲罐的材质包括碳钢、不锈钢、哈氏合金、镍合金或蒙乃尔合金中的任意一种或至少两种的组合，优选为不锈钢。

[0027] 优选地，所述IPN汽化器的温度为200‑330℃，例如200℃、230℃、250℃、280℃、300℃或330℃等，优选为250‑300℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的
数值同样适用。

[0028] 优选地，所述IPN汽化器的材质包括碳钢、不锈钢、哈氏合金、镍合金或蒙乃尔合金中的任意一种或至少两种的组合，优选为不锈钢。

[0029] 优选地，所述IPN汽化器为卧式刮板汽化器或立式刮板汽化器，优选为立式刮板汽化器。

[0030] 作为本发明优选的技术方案，将氮气先进入氮气缓冲罐，再经过所述氮气流量计进入氮气加热器加热，然后进入所述IPN汽化器。

[0031] 优选地，氮气的纯度≥99.5％。

[0032] 优选地，所述氮气流量计为体积流量计或质量流量计，优选为体积流量计。

[0033] 优选地，所述氮气流量计的流量为300‑2000m3/h，例如300m3/h、400m3/h、700m3/h、3 3 3 3 3 3
1000m/h、1200m/h、1500m/h、1800m/h或2000m /h等，优选为400‑1800m/h，但并不仅限于
所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

[0034] 优选地，所述氮气缓冲罐的压力为0.3‑0.6MPa，例如0.3MPa、0.35MPa、0.4MPa、0.45MPa、0.5MPa或0.6MPa等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数
值同样适用。

[0035] 优选地，所述氮气加热器的出口温度为200‑320℃，例如200℃、230℃、250℃、270℃、300℃或320℃等，优选为250‑300℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未
列举的数值同样适用。

[0036] 优选地，所述氮气加热器的加热介质包括导热油、熔盐或过热蒸汽中的任何一种或至少两种的组合，优选为导热油。

[0037] 作为本发明优选的技术方案，将液氯经过液氯汽化器汽化得到氯气，再依次经过氯气缓冲罐、氯气流量计以及氯气加热器，再进入所述反应器。

[0038] 优选地，所述液氯汽化器采用水加热器进行加热。

[0039] 优选地，所述水加热器的水流量为10‑100m3/h，例如10m3/h、30m3/h、50m3/h、80m3/3 3 3
h、90m /h或100m/h等，优选为30‑80m /h，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他
未列举的数值同样适用。

[0040] 优选地，所述液氯汽化器的温度为71‑90℃，例如71℃、75℃、80℃、82℃、85℃、87℃或90℃等，优选为80‑90℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数
值同样适用。

[0041] 优选地，所述液氯汽化器的换热面积为50‑200m2，例如50m2、70m2、100m2、120m2、2 2 2 2
150m、180m或200m等，优选为100‑200m ，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他
未列举的数值同样适用。

[0042] 优选地，所述氯气缓冲罐的压力为0.3‑0.6MPa，例如0.3MPa、0.35MPa、0.4MPa、0.45MPa、0.5MPa或0.6MPa等，优选为0.3‑0.4MPa，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围
内其他未列举的数值同样适用。

[0043] 优选地，所述氯气流量计为体积流量计或质量流量计，优选为质量流量计。

[0044] 优选地，所述氯气加热器的加热介质包括导热油、熔盐或过热蒸汽中的任何一种或至少两种的组合，优选为导热油。

[0045] 优选地，所述氯气加热器的出口温度为280‑350℃，例如280℃、290℃、300℃、310℃、320℃、330℃、340℃或350℃等，优选为300‑330℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值
范围内其他未列举的数值同样适用。

[0046] 作为本发明优选的技术方案，所述混合气通过分布板从所述反应器底部进入，氯气通过氯气分布器从所述反应器底部进入，且所述氯气分布器的出气口正对所述分布板的
出气口，使得所述混合气与氯气逆向流动。

[0047] 优选地，所述反应器的操作气速为0.5‑4m/s，例如0.5m/s、1m/s、1.5m/s、2m/s、2.5m/s、3m/s、3.5m/s或4m/s等，优选为1‑2m/s，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内
其他未列举的数值同样适用。

[0048] 优选地，从所述分布板的出气口喷出的混合气的气速为10‑20m/s，例如10m/s、12m/s、13m/s、15m/s、16m/s、18m/s或20m/s等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内
其他未列举的数值同样适用。

[0049] 优选地，从所述氯气分布器的出气口喷出的氯气的气速为10‑20m/s，例如10m/s、12m/s、13m/s、15m/s、16m/s、18m/s或20m/s等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内
其他未列举的数值同样适用。

[0050] 优选地，所述混合气中氮气与间苯二甲腈的摩尔比为(5‑5.5):1，例如5:1、5.1:1、5.2:1、5.3:1、5.4:1或5.5:1等，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的
数值同样适用。

[0051] 优选地，在所述反应器内，控制氯气与所述混合气中间苯二甲腈的质量比为(2.4‑2.5):1，例如2.4:1、2.42:1、2.45:1、2.47:1或2.5:1等，但并不仅限于所列举的数值，该数
值范围内其他未列举的数值同样适用。

[0052] 优选地，所述氯气分布器包括管式分布器、喷嘴式分布器、板式分布器，优选为管式分布器。

[0053] 优选地，所述氯气分布器的气孔直径为5‑25mm，例如5mm、10mm、15mm、20mm或25mm等，任意两个相邻气孔的间距为100‑200mm，例如100mm、120mm、150mm、170mm或200mm等，但
并不仅限于所列举的数值，上述数值范围内其他未列举的数值同样适用。

[0054] 优选地，所述氯气分布器的开孔率为0.75‑3％，例如0.75％、1％、1.5％、2％、2.5％或3％等，优选为1‑2％，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的数
值同样适用。

[0055] 优选地，所述氯气分布器材质包括碳钢、不锈钢、哈氏合金、镍合金或蒙乃尔合金中的任意一种或至少两种的组合，优选为蒙乃尔合金。

[0056] 作为本发明优选的技术方案，所述反应器为流化床反应器。

[0057] 优选地，所述流化床反应器的温度为280‑350℃，例如280℃、290℃、300℃、310℃、320℃、330℃、340℃或350℃等，优选为310‑330℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值范
围内其他未列举的数值同样适用。

[0058] 优选地，所述流化床反应器的直径为2000‑5000mm，例如2000mm、2500mm、3000mm、3500mm、4000mm、4500mm或5000mm等，优选为2500‑4500mm，但并不仅限于所列举的数值，该
数值范围内其他未列举的数值同样适用。

[0059] 优选地，所述流化床反应器的加热介质包括导热油、熔盐或过热蒸汽中的任何一种或至少两种的组合，优选为导热油。

[0060] 作为本发明优选的技术方案，所述后处理包括：将所述氯化反应得到的反应气依次经过袋式过滤器、固定床过滤器、捕集器、尾气过滤器以及尾气处理器，利用所述捕集器
得到百菌清，从所述尾气处理器排出的气体进行高空排放。

[0061] 优选地，所述袋式过滤器的出口温度为250‑350℃，例如250℃、270℃、300℃、310℃、320℃、330℃或350℃等，优选为300‑330℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内
其他未列举的数值同样适用。

[0062] 优选地，所述袋式过滤器的过滤面积为30‑150m2，例如30m2、50m2、70m2、100m2、2 2 2 2 2 2
110m 、120m 、130m 、140m或150m等，优选为100‑150m ，但并不仅限于所列举的数值，该数
值范围内其他未列举的数值同样适用。

[0063] 优选地，所述袋式过滤器中滤袋的材质包括PTFE、PI或WETF，优选为PTFE。

[0064] 优选地，所述袋式过滤器的材质包括不锈钢、哈氏合金、镍合金或蒙乃尔合金中的任意一种或至少两种的组合，优选为不锈钢。

[0065] 优选地，所述袋式过滤器的直径为1000‑2000mm，例如1000mm、1200mm、1500mm、1600mm、1700mm、1800mm、1900mm或2000mm等，优选为1500‑2000mm，但并不仅限于所列举的
数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

[0066] 优选地，所述固定床过滤器的直径为1000‑4000mm，1000mm、2000mm、3000mm、3200mm、3500mm、3800mm或4000mm等，优选为3000‑4000mm，但并不仅限于所列举的数值，该
数值范围内其他未列举的数值同样适用。

[0067] 优选地，所述固定床过滤器包括轴向绝热式、径向绝热式或列管式中的任意一种，优选为列管式。

[0068] 优选地，所述固定床过滤器的材质包括碳钢、不锈钢、哈氏合金、镍合金或蒙乃尔合金中的任意一种或至少两种的组合，优选为不锈钢。

[0069] 优选地，所述固定床过滤器的出口温度为200‑300℃，例如200℃、220℃、250℃、260℃、270℃、280℃、290℃或300℃等，优选为250‑300℃，但并不仅限于所列举的数值，该
数值范围内其他未列举的数值同样适用。

[0070] 优选地，所述捕集器的冷却方式包括风冷、水冷或油冷，优选为风冷。

[0071] 优选地，所述捕集器包括串联连接的第一捕集器、第二捕集器以及第三捕集器。

[0072] 优选地，所述第一捕集器的温度为250‑300℃，例如250℃、260℃、265℃、270℃、275℃或280℃等，优选为260‑280℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列
举的数值同样适用。

[0073] 优选地，所述第二捕集器的温度为150‑250℃，例如150℃、160℃、170℃、190℃、200℃、220℃或250℃等，优选为160‑240℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其
他未列举的数值同样适用。

[0074] 优选地，所述第三捕集器的温度为100‑150℃，例如100℃、110℃、115℃、120℃、130℃、140℃或150℃等，优选为110‑120℃，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其
他未列举的数值同样适用。

[0075] 优选地，所述尾气过滤器的直径为1000‑3000mm，例如1000mm、1500mm、1800mm、2000mm、2200mm、2500mm、2800mm或3000mm等，优选为1500‑3000mm，但并不仅限于所列举的
数值，该数值范围内其他未列举的数值同样适用。

[0076] 优选地，所述尾气过滤器的过滤面积为10‑200m2，例如10m2、50m2、100m2、120m2、2 2 2 2 2 2
140m 、150m 、170m 、190m或200m等，优选为100‑200m ，但并不仅限于所列举的数值，该数
值范围内其他未列举的数值同样适用。

[0077] 优选地，所述尾气处理器利用水通过降膜吸收器吸收氯化氢，利用液碱溶液吸收氯气。

[0078] 优选地，用于吸收氯化氢的工艺水包括深井水、循环水或软水中的任意一种或者还少两种的组合，优选为循环水。

[0079] 优选地，控制所述降膜吸收器排出的盐酸浓度为20‑30％，例如20％、25％、26％、27％、28％、29％或30％等，优选为25‑30％，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其
他未列举的数值同样适用。

[0080] 优选地，控制所述液碱溶液的浓度为10‑30％，例如10％、15％、17％、18％、20％、25％或30％等，优选为15‑20％，但并不仅限于所列举的数值，该数值范围内其他未列举的
数值同样适用。

[0081] 优选地，控制所述液碱溶液的喷淋量为10‑80m3/h，例如10m3/h、20m3/h、30m3/h、3 3 3 3 3
40m/h、50m/h、60m/h或80m /h等，优选为20‑50m/h，但并不仅限于所列举的数值，该数值
范围内其他未列举的数值同样适用。

[0082] 作为本发明优选的技术方案，包括如下步骤：

[0083] (1)制备汽化后的间苯二甲腈与氮气的混合气：

[0084] 将原料间苯二甲腈进入IPN熔化器进行加热，其中，将固态原料间苯二甲腈通过IPN螺旋加料机输送至所述IPN熔化器，将液态原料间苯二甲腈直接进入所述IPN熔化器，将
所述IPN熔化器得到的液态间苯二甲腈通过输送泵先进入IPN缓冲罐，再经过IPN流量计进
入IPN汽化器，并从所述IPN汽化器的上加料口进料，将氮气先进入氮气缓冲罐，再经过氮气
流量计进入氮气加热器加热，然后进入所述IPN汽化器，并从所述IPN汽化器的下加料口进
料，最后将从所述IPN汽化器的出口得到的气体通入气体混合器进一步混合，得到所述混合
气；

[0085] 其中，所述原料间苯二甲腈的纯度≥99％；所述IPN熔化器的加热介质为导热油，3
并控制其流量为10‑100m/h；所述IPN熔化器的温度为170‑240℃，所述IPN熔化器的材质为
不锈钢；所述输送泵的输送量为100‑1500kg/h，并在所述输送泵的进口设置管道过滤器；所
述IPN缓冲罐的温度为170‑240℃，所述IPN缓冲罐的材质为不锈钢；所述IPN汽化器的温度
为200‑330℃，所述IPN汽化器的材质为不锈钢，所述IPN汽化器为立式刮板汽化器；控制氮
气的纯度≥99.5％，所述氮气缓冲罐的压力为0.3‑0.6MPa，所述氮气流量计为体积流量计，
3
流量为300‑2000m/h，所述氮气加热器的出口温度为200‑320℃，所述氮气加热器的加热介
质为导热油；

[0086] (2)制备氯气：

[0087] 将液氯经过液氯汽化器汽化得到氯气，再依次经过氯气缓冲罐、氯气流量计以及氯气加热器，得到工艺所需氯气；

[0088] 其中，所述液氯汽化器采用水加热器进行加热，控制水流量为10‑100m3/h，温度为71‑90℃，换热面积为50‑200m2；控制氯气缓冲罐的压力为0.3‑0.6MPa；所述氯气流量计为
质量流量计；所述氯气加热器的加热介质为导热油，并控制所述氯气加热器的出口温度为
280‑350℃；

[0089] (3)氯化反应：

[0090] 将步骤(1)制备得到的混合气通过分布板从流化床反应器底部进入，从所述分布板的出气口喷出的混合气的气速为10‑20m/s，将步骤(2)制备得到的氯气通过氯气分布器
从流化床反应器底部进入，从所述氯气分布器的出气口喷出的氯气的气速为10‑20m/s，且
所述氯气分布器的出气口正对所述分布板的出气口，使得所述混合气与氯气逆向流动，控
制所述流化床反应器的操作气速为0.5‑4m/s，温度为280‑350℃，直径为2000‑5000mm，加热
介质为导热油；

[0091] 其中，所述混合气中氮气与间苯二甲腈的摩尔比为(5‑5.5):1，在所述流化床反应器内，控制氯气与所述混合气中间苯二甲腈的质量比为(2.4‑2.5):1，所述氯气分布器为管
式分布器，开孔率为0.75‑3％，气孔直径为5‑25mm，任意两个相邻气孔的间距为100‑200mm，
材质为蒙乃尔合金；

[0092] (4)后处理：

[0093] 将步骤(3)所述氯化反应得到的反应气依次经过袋式过滤器、固定床过滤器、捕集器、尾气过滤器以及尾气处理器，利用所述捕集器得到百菌清，从所述尾气处理器排出的气
体进行高空排放；

[0094] 其中，所述袋式过滤器的出口温度为250‑350℃，过滤面积为30‑150m2，滤袋的材质为PTFE，其他部分材质为不锈钢，直径为1000‑2000mm；所述固定床过滤器的直径为1000‑
4000mm，所述固定床过滤器为列管式，材质为不锈钢，所述固定床过滤器的出口温度为200‑
300℃；所述捕集器的冷却方式为风冷，所述捕集器包括串联连接的第一捕集器、第二捕集
器以及第三捕集器，控制所述第一捕集器的温度为250‑300℃，所述第二捕集器的温度为
150‑250℃，所述第三捕集器的温度为100‑150℃；所述尾气过滤器的直径为1000‑3000mm，
2
过滤面积为10‑200m ，所述尾气处理器利用水通过降膜吸收器吸收氯化氢，利用液碱溶液
吸收氯气，用于吸收氯化氢的工艺水为循环水，控制所述降膜吸收器排出的盐酸浓度为20‑
3
30％，控制所述液碱溶液的浓度为10‑30％，控制所述液碱溶液的喷淋量为10‑80m/h。

[0095] 与现有技术方案相比，本发明至少具有以下有益效果：

[0096] 本发明所述百菌清生产工艺，一方面可以减少进入反应器之前的混合步骤，避免混合过程中发生的副反应，进而可以防止副产物在进入流化床后附着在分布有催化剂的孔
板上，可以有效保证氯化反应的转化率一直处于目标水平，可以延长停工检修的周期，另一
方面还可以进一步降低原料单耗，生产出六氯苯≤10ppm的高品质百菌清产品。

附图说明

[0097] 图1是本发明实施例1所述百菌清生产工艺对应的装置图；

[0098] 图2是本发明对比例1所述百菌清生产工艺对应的装置图；

[0099] 图中：1‑IPN螺旋加料机；2‑IPN熔化器；3‑IPN缓冲罐；4‑IPN汽化器；5‑氮气缓冲罐；6‑氮气加热器；7‑气体混合器；8‑液氯汽化器；9‑水加热器；10‑氯气缓冲罐；11‑氯气加
热器；12‑流化床反应器；13‑袋式过滤器；14‑固定床过滤器；15‑第一捕集器；16‑第二捕集
器；17‑第三捕集器；18‑尾气过滤器。

具体实施方式

[0100] 下面结合附图并通过具体实施方式来进一步说明本发明的技术方案。

[0101] 为更好地说明本发明，便于理解本发明的技术方案，本发明的典型但非限制性的实施例如下：

[0102] 实施例1

[0103] 本实施例提供了一种百菌清生产工艺，所述百菌清生产工艺对应的装置图如图1所示，所述百菌清生产工艺包括如下步骤：

[0104] (1)制备汽化后的间苯二甲腈与氮气的混合气：

[0105] 将原料间苯二甲腈进入IPN熔化器2进行加热，其中，将固态原料间苯二甲腈通过IPN螺旋加料机1输送至所述IPN熔化器2，将液态原料间苯二甲腈直接进入所述IPN熔化器
2，将所述IPN熔化器2得到的液态间苯二甲腈通过输送泵先进入IPN缓冲罐3，再经过IPN流
量计进入IPN汽化器4，并从所述IPN汽化器4的上加料口进料，将氮气先进入氮气缓冲罐5，
再经过氮气流量计进入氮气加热器6加热，然后进入所述IPN汽化器4，并从所述IPN汽化器4
的下加料口进料，最后将从所述IPN汽化器4的出口得到的气体通入气体混合器7进一步混
合，得到所述混合气；

[0106] 其中，所述原料间苯二甲腈的纯度≥99％；所述IPN熔化器2的加热介质为导热油，3
并控制其流量为30m /h；所述IPN熔化器2的温度为200℃，所述IPN熔化器2的材质为不锈
钢；所述输送泵的输送量为1000kg/h，并在所述输送泵的进口设置管道过滤器；所述IPN缓
冲罐3的温度为200℃，所述IPN缓冲罐3的材质为不锈钢；所述IPN汽化器4的温度为250℃，
所述IPN汽化器4的材质为不锈钢，所述IPN汽化器4为立式刮板汽化器；控制氮气的纯度≥
3
99.5％，所述氮气缓冲罐5的压力为0.4MPa，所述氮气流量计为体积流量计，流量为1000m /
h，所述氮气加热器6的出口温度为250℃，所述氮气加热器6的加热介质为导热油；

[0107] (2)制备氯气：

[0108] 将液氯经过液氯汽化器8汽化得到氯气，再依次经过氯气缓冲罐10、氯气流量计以及氯气加热器11，得到工艺所需氯气；

[0109] 其中，所述液氯汽化器8采用水加热器9进行加热，控制水流量为50m3/h，温度为802
℃，换热面积为120m ；控制氯气缓冲罐10的压力为0.5MPa；所述氯气流量计为质量流量计；
所述氯气加热器11的加热介质为导热油，并控制所述氯气加热器11的出口温度为300℃；

[0110] (3)氯化反应：

[0111] 将步骤(1)制备得到的混合气通过分布板从流化床反应器12底部进入，从所述分布板的出气口喷出的混合气的气速为15m/s，将步骤(2)制备得到的氯气通过氯气分布器从
流化床反应器12底部进入，从所述氯气分布器的出气口喷出的氯气的气速为15m/s，且所述
氯气分布器的出气口正对所述分布板的出气口，使得所述混合气与氯气逆向流动，控制所
述流化床反应器12的操作气速为2m/s，温度为330℃，直径为4000mm，加热介质为导热油；

[0112] 其中，所述混合气中氮气与间苯二甲腈的摩尔比为5.2:1，在所述流化床反应器内，控制氯气与所述混合气中间苯二甲腈的质量比为2.4:1，所述氯气分布器为管式分布
器，开孔率为1.5％，气孔直径为15mm，任意两个相邻气孔的间距为150mm，材质为蒙乃尔合
金；

[0113] (4)后处理：

[0114] 将步骤(3)所述氯化反应得到的反应气依次经过袋式过滤器13、固定床过滤器14、捕集器、尾气过滤器18以及尾气处理器，利用所述捕集器得到百菌清，从所述尾气处理器排
出的气体进行高空排放；

[0115] 其中，所述袋式过滤器13的出口温度为300℃，过滤面积为80m2，滤袋的材质为PTFE，其他部分材质为不锈钢，直径为1500mm；所述固定床过滤器14的直径为2000mm，所述
固定床过滤器14为列管式，材质为不锈钢，所述固定床过滤器14的出口温度为250℃；所述
捕集器的冷却方式为风冷，所述捕集器包括串联连接的第一捕集器15、第二捕集器16以及
第三捕集器17，控制所述第一捕集器15的温度为270℃，所述第二捕集器16的温度为200℃，
2
所述第三捕集器17的温度为120℃；所述尾气过滤器18的直径为2000mm，过滤面积为100m ，
所述尾气处理器利用水通过降膜吸收器吸收氯化氢，利用液碱溶液吸收氯气，用于吸收氯
化氢的工艺水为循环水，控制所述降膜吸收器排出的盐酸浓度为25％，控制所述液碱溶液
3
的浓度为20％，控制所述液碱溶液的喷淋量为50m/h。

[0116] 采用本实施例所述百菌清生产工艺，一方面有效避免了混合过程中发生的副反应，防止了副产物在进入流化床后附着在分布有催化剂的孔板上，将停工检修的周期延长
至19天，另一方面还可以进一步降低原料单耗，生产出六氯苯≤10ppm的高品质百菌清产
品。

[0117] 实施例2

[0118] 本实施例提供了一种百菌清生产工艺，所述百菌清生产工艺对应的装置图与实施例相同，所述百菌清生产工艺包括如下步骤：

[0119] (1)制备汽化后的间苯二甲腈与氮气的混合气：

[0120] 将原料间苯二甲腈进入IPN熔化器2进行加热，其中，将固态原料间苯二甲腈通过IPN螺旋加料机1输送至所述IPN熔化器2，将液态原料间苯二甲腈直接进入所述IPN熔化器
2，将所述IPN熔化器2得到的液态间苯二甲腈通过输送泵先进入IPN缓冲罐3，再经过IPN流
量计进入IPN汽化器4，并从所述IPN汽化器4的上加料口进料，将氮气先进入氮气缓冲罐5，
再经过氮气流量计进入氮气加热器6加热，然后进入所述IPN汽化器4，并从所述IPN汽化器4
的下加料口进料，最后将从所述IPN汽化器4的出口得到的气体通入气体混合器7进一步混
合，得到所述混合气；

[0121] 其中，所述原料间苯二甲腈的纯度≥99％；所述IPN熔化器2的加热介质为导热油，3
并控制其流量为10m /h；所述IPN熔化器2的温度为170℃，所述IPN熔化器2的材质为不锈
钢；所述输送泵的输送量为100kg/h，并在所述输送泵的进口设置管道过滤器；所述IPN缓冲
罐3的温度为170℃，所述IPN缓冲罐3的材质为不锈钢；所述IPN汽化器4的温度为200℃，所
述IPN汽化器4的材质为不锈钢，所述IPN汽化器4为立式刮板汽化器；控制氮气的纯度≥
3
99.5％，所述氮气缓冲罐5的压力为0.3MPa，所述氮气流量计为体积流量计，流量为300m /
h，所述氮气加热器6的出口温度为200℃，所述氮气加热器6的加热介质为导热油；

[0122] (2)制备氯气：

[0123] 将液氯经过液氯汽化器8汽化得到氯气，再依次经过氯气缓冲罐10、氯气流量计以及氯气加热器11，得到工艺所需氯气；

[0124] 其中，所述液氯汽化器8采用水加热器9进行加热，控制水流量为103/h，温度为712
℃，换热面积为50m ；控制氯气缓冲罐10的压力为0.3MPa；所述氯气流量计为质量流量计；
所述氯气加热器11的加热介质为导热油，并控制所述氯气加热器11的出口温度为280℃；

[0125] (3)氯化反应：

[0126] 将步骤(1)制备得到的混合气通过分布板从流化床反应器12底部进入，从所述分布板的出气口喷出的混合气的气速为10m/s，将步骤(2)制备得到的氯气通过氯气分布器从
流化床反应器12底部进入，从所述氯气分布器的出气口喷出的氯气的气速为10m/s，且所述
氯气分布器的出气口正对所述分布板的出气口，使得所述混合气与氯气逆向流动，控制所
述流化床反应器12的操作气速为1m/s，温度为280℃，直径为2000mm，加热介质为导热油；

[0127] 其中，所述混合气中氮气与间苯二甲腈的摩尔比为5:1，在所述流化床反应器内，控制氯气与所述混合气中间苯二甲腈的质量比为2.4:1，所述氯气分布器为管式分布器，开
孔率为0.72％，气孔直径为5mm，任意两个相邻气孔的间距为100mm，材质为蒙乃尔合金；

[0128] (4)后处理：

[0129] 将步骤(3)所述氯化反应得到的反应气依次经过袋式过滤器13、固定床过滤器14、捕集器、尾气过滤器18以及尾气处理器，利用所述捕集器得到百菌清，从所述尾气处理器排
出的气体进行高空排放；

[0130] 其中，所述袋式过滤器13的出口温度为250℃，过滤面积为30m2，滤袋的材质为PTFE，其他部分材质为不锈钢，直径为1000mm；所述固定床过滤器14的直径为1000mm，所述
固定床过滤器14为列管式，材质为不锈钢，所述固定床过滤器14的出口温度为200℃；所述
捕集器的冷却方式为风冷，所述捕集器包括串联连接的第一捕集器15、第二捕集器16以及
第三捕集器17，控制所述第一捕集器15的温度为250℃，所述第二捕集器16的温度为150℃，
2
所述第三捕集器17的温度为100℃；所述尾气过滤器18的直径为1000mm，过滤面积为10m ，
所述尾气处理器利用水通过降膜吸收器吸收氯化氢，利用液碱溶液吸收氯气，用于吸收氯
化氢的工艺水为循环水，控制所述降膜吸收器排出的盐酸浓度为20％，控制所述液碱溶液
3
的浓度为10％，控制所述液碱溶液的喷淋量为10m/h。

[0131] 采用本实施例所述百菌清生产工艺，一方面有效避免了混合过程中发生的副反应，防止了副产物在进入流化床后附着在分布有催化剂的孔板上，将停工检修的周期延长
至16天，另一方面还可以进一步降低原料单耗，生产出六氯苯≤10ppm的高品质百菌清产
品。

[0132] 实施例3

[0133] 本实施例提供了一种百菌清生产工艺，所述百菌清生产工艺对应的装置图与实施例1相同，所述百菌清生产工艺包括如下步骤：

[0134] (1)制备汽化后的间苯二甲腈与氮气的混合气：

[0135] 将原料间苯二甲腈进入IPN熔化器2进行加热，其中，将固态原料间苯二甲腈通过IPN螺旋加料机1输送至所述IPN熔化器2，将液态原料间苯二甲腈直接进入所述IPN熔化器
2，将所述IPN熔化器2得到的液态间苯二甲腈通过输送泵先进入IPN缓冲罐3，再经过IPN流
量计进入IPN汽化器4，并从所述IPN汽化器4的上加料口进料，将氮气先进入氮气缓冲罐5，
再经过氮气流量计进入氮气加热器6加热，然后进入所述IPN汽化器4，并从所述IPN汽化器4
的下加料口进料，最后将从所述IPN汽化器4的出口得到的气体通入气体混合器7进一步混
合，得到所述混合气；

[0136] 其中，所述原料间苯二甲腈的纯度≥99％；所述IPN熔化器2的加热介质为导热油，3
并控制其流量为100m /h；所述IPN熔化器2的温度为240℃，所述IPN熔化器2的材质为不锈
钢；所述输送泵的输送量为1500kg/h，并在所述输送泵的进口设置管道过滤器；所述IPN缓
冲罐3的温度为240℃，所述IPN缓冲罐3的材质为不锈钢；所述IPN汽化器4的温度为330℃，
所述IPN汽化器4的材质为不锈钢，所述IPN汽化器4为立式刮板汽化器；控制氮气的纯度≥
3
99.5％，所述氮气缓冲罐5的压力为0.6MPa，所述氮气流量计为体积流量计，流量为2000m /
h，所述氮气加热器6的出口温度为320℃，所述氮气加热器6的加热介质为导热油；

[0137] (2)制备氯气：

[0138] 将液氯经过液氯汽化器8汽化得到氯气，再依次经过氯气缓冲罐10、氯气流量计以及氯气加热器11，得到工艺所需氯气；

[0139] 其中，所述液氯汽化器8采用水加热器9进行加热，控制水流量为100m3/h，温度为2
90℃，换热面积为200m ；控制氯气缓冲罐10的压力为0.6MPa；所述氯气流量计为质量流量
计；所述氯气加热器11的加热介质为导热油，并控制所述氯气加热器11的出口温度为350
℃；

[0140] (3)氯化反应：

[0141] 将步骤(1)制备得到的混合气通过分布板从流化床反应器12底部进入，从所述分布板的出气口喷出的混合气的气速为20m/s，将步骤(2)制备得到的氯气通过氯气分布器从
流化床反应器12底部进入，从所述氯气分布器的出气口喷出的氯气的气速为20m/s，且所述
氯气分布器的出气口正对所述分布板的出气口，使得所述混合气与氯气逆向流动，控制所
述流化床反应器12的操作气速为4m/s，温度为350℃，直径为5000mm，加热介质为导热油；

[0142] 其中，所述混合气中氮气与间苯二甲腈的摩尔比为5.5:1，在所述流化床反应器内，控制氯气与所述混合气中间苯二甲腈的质量比为2.5:1，所述氯气分布器为管式分布
器，开孔率为3％，气孔直径为25mm，任意两个相邻气孔的间距为200mm，材质为蒙乃尔合金；

[0143] (4)后处理：

[0144] 将步骤(3)所述氯化反应得到的反应气依次经过袋式过滤器13、固定床过滤器14、捕集器、尾气过滤器18以及尾气处理器，利用所述捕集器得到百菌清，从所述尾气处理器排
出的气体进行高空排放；

[0145] 其中，所述袋式过滤器13的出口温度为350℃，过滤面积为150m2，滤袋的材质为PTFE，其他部分材质为不锈钢，直径为2000mm；所述固定床过滤器14的直径为4000mm，所述
固定床过滤器14为列管式，材质为不锈钢，所述固定床过滤器14的出口温度为300℃；所述
捕集器的冷却方式为风冷，所述捕集器包括串联连接的第一捕集器15、第二捕集器16以及
第三捕集器17，控制所述第一捕集器15的温度为300℃，所述第二捕集器16的温度为250℃，
2
所述第三捕集器17的温度为150℃；所述尾气过滤器18的直径为3000mm，过滤面积为200m ，
所述尾气处理器利用水通过降膜吸收器吸收氯化氢，利用液碱溶液吸收氯气，用于吸收氯
化氢的工艺水为循环水，控制所述降膜吸收器排出的盐酸浓度为30％，控制所述液碱溶液
3
的浓度为30％，控制所述液碱溶液的喷淋量为80m/h。

[0146] 采用本实施例所述百菌清生产工艺，一方面有效避免了混合过程中发生的副反应，防止了副产物在进入流化床后附着在分布有催化剂的孔板上，将停工检修的周期延长
至17天，另一方面还可以进一步降低原料单耗，生产出六氯苯≤10ppm的高品质百菌清产
品。

[0147] 对比例1

[0148] 本对比例提供了一种百菌清生产工艺，所述百菌清生产工艺对应的装置图如图2所示，除了将步骤(2)制备得到的氯气通入气体混合器7并与步骤(1)制备得到的混合气混
合均匀，再将所述气体混合器7得到的气体通过分布板从流化床反应器12底部进入，相应省
略氯气分布器，其他条件和实施例1完全相同。

[0149] 采用本对比例所述百菌清生产工艺，在气体混合器7的混合过程中会发生复杂的副反应，生成的副产物在进入流化床后会附着在分布有催化剂的孔板上，造成了氯化反应
的转化率逐渐降低，停工检修的周期被缩短至12天。

[0150] 综上所述，本发明所述百菌清生产工艺，一方面可以减少进入反应器之前的混合步骤，避免混合过程中发生的副反应，进而可以防止副产物在进入流化床后附着在分布有
催化剂的孔板上，可以有效保证氯化反应的转化率一直处于目标水平，可以延长停工检修
的周期，另一方面还可以进一步降低原料单耗，生产出六氯苯≤10ppm的高品质百菌清产
品。

[0151] 申请人声明，本发明通过上述实施例来说明本发明的详细结构特征，但本发明并不局限于上述详细结构特征，即不意味着本发明必须依赖上述详细结构特征才能实施。所
属技术领域的技术人员应该明了，对本发明的任何改进，对本发明所选用部件的等效替换
以及辅助部件的增加、具体方式的选择等，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。

[0152] 以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这
些简单变型均属于本发明的保护范围。

[0153] 另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可
能的组合方式不再另行说明。

[0154] 此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。