CN109776356B - 一种用于合成2,6-二氯苯甲腈的捕集***及工艺 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种用于合成2,6‑二氯苯甲腈的捕集***及工艺，所述工艺包括：(Ⅰ)反应产生的混合气体在多级捕集单元的各级捕集熔化装置中凝华，析出固体；(Ⅱ)析出的固体加热至150～250℃后熔化成液态混合物；(Ⅲ)液态混合物通过分液装置分离得到其中的有机相。所述***包括顺次连接的多级捕集单元、中间槽、分液装置和接收单元。本发明通过将反应得到的混合气通入多级捕集单元中，通过在各级捕集熔化装置中凝华、熔化的连续操作，实现了捕集***的连续出料，减少了废水的产生，提高了产品收率，降低了工人的劳动强度，改善了现场的工作环境，具有工业化应用前景和现实意义。

Description

一种用于合成2,6-二氯苯甲腈的捕集***及工艺

技术领域

本发明属于农药生产领域，涉及一种用于合成2,6-二氯苯甲腈的***及工艺，尤其涉及一种用于合成2,6-二氯苯甲腈的捕集***及工艺。

背景技术

2,6-二氯苯甲腈是一种植物的芽前除草剂，特点是除杂草对象广，药效高且毒性低。以2,6-二氯苯甲腈为主要原料生产的2,6-二氟苯甲腈，是重要的除草剂和杀虫剂中间体。此外，2,6-二氯苯甲腈也是2,6-二氟苯胺、草可乐、除虫脲和氟虫脲的重要中间体。2,6-二氯苯甲腈还是特种工程塑料聚苯醚腈的主要原料，该产品具有高耐热性、耐油、耐损耗、耐腐蚀性能，成型流动性好和复合性能优异等特性。随着这些行业的迅速发展，2,6-二氯苯甲腈的市场前景和市场需求非常乐观。

2,6-二氯苯甲腈的合成方法分为有机合成法和气相氨氧化法。有机合成法是以6-氯邻硝基甲苯为原料，在催化剂作用下，进行氯化反应，再与甲酸、盐酸羟胺进行腈化反应，其反应步骤长，能耗高，污染较严重，工业化难度高。而气相氨氧化法是将2,6-二氯甲苯在催化剂作用下气相氨氧化反应制备得到2,6-二氯苯甲腈，该方法的工艺流程简捷、可连续生产、生产能力强、经济效益显著且不存在废酸处理问题，有利于环境保护，因此，与有机合成法相比，气相氨氧化法制备2,6-二氯苯甲腈的工艺应用更为广泛。

芳烃氨氧化技术始于五十年代日本昭和电工，七十年代日本三菱瓦斯与美国Badger公司联合开发了细颗粒流化床间苯二甲腈装置，使芳烃氨氧化技术水平得到了较大的发展。目前国内氨氧化捕集器多采用薄壁捕集，气相产品在捕集器内凝华，用水将捕集器内固相产品冲洗出来，然后过滤和干燥，得到合格的产品。该捕集方式对人工的需求量较大，现场的工作环境恶劣，无法做到产品连续出料，且需要消耗大量冲洗液。

CN101955447A公开了一种高效清洁的间苯二甲腈捕集工艺，将制备间苯二甲腈的流化床反应器的出口出来的混合气体在吸收塔内与有机溶剂接触，吸收液进入闪蒸器后，高沸物残留在闪蒸器底部，间苯二甲腈和低沸物的气体混合物从闪蒸器顶部蒸出，从精馏塔中部进入，塔顶回收溶剂，塔底回收产品间苯二甲腈。制备得到的产品质量高，纯度超过99.9％，捕集效率高，产品回收率超过99％，废水量大大减少，仅为氨氧化反应生成的水。用闪蒸器代替第一个脱重精馏塔后，节约能耗达到了40％。该溶剂捕集工艺可实行DCS自动化操作，可以节约人工，降低工人的劳动强度，减轻工人的劳动环境，提高劳动效率。

CN106995387A公开了一种间苯二甲腈和/或对苯二甲腈干法捕集工艺，油冷器出口的反应后混合气经水冷器降温后进入干捕集器，气态的间苯二甲腈和/或对苯二甲腈在干捕集器的内壁和挂板表面析出变成固体，掉落至干捕集器底部的粉碎送料器，粉碎后通过干捕刮板送料器输送至精制工段。与现有技术相比，该发明实现了自动连续出料，降低了工人劳动强度，改善了现场环境，大大减少冲洗用水从而使得废水量大大减少。

综上所述，目前国内外针对2,6-二氯苯甲腈捕集***的开发和工艺路线的研究较为匮乏，随着国内以及国际市场对2,6-二氯苯甲腈的需求量逐渐增加，因此，亟需对2,6-二氯苯甲腈的捕集***和工艺路线进行开发研究。

发明内容

针对现有技术存在的不足，本发明的目的在于提供一种用于合成2,6-二氯苯甲腈的捕集***及工艺，实现了捕集***的连续出料，不仅减少了废水的产生，提高了产品收率，而且降低了工人的劳动强度，改善了现场的工作环境，具有工业化应用前景和现实意义。

为达此目的，本发明采用以下技术方案：

第一方面，本发明提供了一种用于合成2,6-二氯苯甲腈的捕集工艺，所述工艺包括：

(Ⅰ)反应产生的混合气体在多级捕集单元的各级捕集熔化装置中凝华，析出固体；

(Ⅱ)析出的固体加热至150～250℃后熔化成液态混合物；

(Ⅲ)液态混合物通过分液装置分离得到其中的有机相。

本发明通过将反应得到的混合气通入多级捕集单元中，通过在各级捕集熔化装置中凝华、熔化的连续操作，实现了捕集***的连续出料，不仅减少了废水的产生，提高了产品收率，而且降低了工人的劳动强度，改善了现场的工作环境，具有工业化应用前景和现实意义。

作为本发明优选的技术方案，步骤(Ⅰ)中，向所述各级捕集熔化装置的夹套和盘管内通入低温介质，对所述的混合气体进行凝华。

优选地，所述的低温介质为低温水、冷冻水或低温导热油。

优选地，所述的低温介质的温度为-25～15℃，例如可以是-25℃、-20℃、-15℃、-10℃、-5℃、0℃、5℃、10℃或15℃，优选-5～10℃。

作为本发明优选的技术方案，步骤(Ⅱ)中，向所述各级捕集熔化装置的夹套和盘管内通入高温介质，对所述析出的固体进行加热。

优选地，所述的高温介质为蒸汽或高温导热油。

优选地，所述高温介质的温度为150-250℃，例如可以是150℃、160℃、170℃、180℃、190℃、200℃、210℃、220℃、230℃、240℃或250℃，优选160～200℃。

优选地，所述高温介质的流通时间为0.3～2小时，例如可以是0.3小时、0.4小时、0.5小时、0.6小时、0.7小时、0.8小时、0.9小时、1.0小时、1.1小时、1.2小时、1.3小时、1.4小时、1.5小时、1.6小时、1.7小时、1.8小时、1.9小时或2.0小时，优选0.5～1小时。

作为本发明优选的技术方案，步骤(Ⅲ)所述的分离过程具体包括：

液态混合物中的有机相由有机相接收槽收集；其中的水相由水相接收槽收集后，返回分液装置回收其中残余的有机相或排出至废水槽；其中的絮状物由絮状物接收槽收集后，返回分液装置回收其中残余的有机相。

作为本发明优选的技术方案，所述工艺还包括：对步骤(Ⅲ)分离得到的有机相进行精制提纯得到所述的2,6-二氯苯甲腈。

作为本发明优选的技术方案，所述工艺还包括：对所述多级捕集单元中最后一级捕集熔化装置排出的尾气进行尾气焚烧处理。

优选地，所述最后一级捕集熔化装置顶部排出的尾气温度控制在20～50℃，例如可以是20℃、22℃、24℃、26℃、28℃、30℃、32℃、34℃、36℃、38℃、40℃、42℃、44℃、46℃、48℃或50℃。

第二方面，本发明提供了一种用于合成2,6-二氯苯甲腈的捕集***，所述***包括顺次连接的多级捕集单元、中间槽、分液装置和接收单元。

作为本发明优选的技术方案，所述的多级捕集单元按照进料方向包括串联的至少3级捕集熔化装置，例如可以是串联的3级、4级、5级、6级、7级或8级捕集熔化装置，优选3～5级捕集熔化装置，进一步优选4级捕集熔化装置。

优选地，所述各级捕集熔化装置的腔体内部设有盘管。

优选地，所述各级捕集熔化装置的腔体外侧设有夹套。

优选地，所述夹套和所述盘管内根据工段要求通入低温介质或高温介质。

优选地，所述各级捕集熔化装置的内壁和所述盘管的材质为碳钢或不锈钢，优选不锈钢。

优选地，所述多级捕集熔化装置的底部出液口均连接所述中间槽的顶部进液口。

优选地，所述最后一级捕集熔化装置的顶部设有尾气出口，所述尾气出口连接尾气焚烧装置，用于对尾气出口排出的废气进行焚烧处理。

作为本发明优选的技术方案，所述分液装置的高径比为2:1-10:1，例如可以是2:1、3:1、4:1、5:1、6:1、7:1、8:1、9:1或10:1，优选4:1-7:1。

作为本发明优选的技术方案，所述的接收单元包括水相接收槽、絮状物接收槽和有机相接收槽，所述水相接收槽、絮状物接收槽和有机相接收槽的顶部进液口均连接所述分液装置的底部出液口。

优选地，所述水相接收槽和絮状物接收槽的底部出料口均连接所述分液装置的上部回料口，用于回收水相和絮状物中的残留有机物。

优选地，所述水相接收槽的底部出料口还与废水槽相连。

优选地，所述有机相接收槽底部设有出料口，所述出料口与产品精制工段连接，用于对粗品2,6-二氯苯甲腈进行精制提纯。

与现有技术相比，本发明的有益效果为：

本发明通过将反应得到的混合气通入多级捕集单元中，在各级捕集熔化装置中凝华、熔化的连续操作，实现了捕集***的连续出料，产品收率提高至99％以上，降低了工人的劳动强度，改善了现场的工作环境，具有工业化应用前景和现实意义。

附图说明

图1为本发明一个具体实施方式提供的捕集***结构图。

其中，1-多级捕集单元；11-第一捕集熔化器；12-第二捕集熔化器；13-第三捕集熔化器；14-第四捕集熔化器；2-中间槽；3-分液器；4-水相接收槽；5-絮状物接收槽；6-有机相接收槽；7-废水槽。

具体实施方式

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。

在一个具体实施方式中，本发明提供了一种用于合成2,6-二氯苯甲腈的捕集***，所述***如图1所示，包括顺次连接的多级捕集单元1、中间槽2、分液器3和接收单元。

其中，所述的多级捕集单元1按照进料方向包括串联的至少3级捕集熔化器，示例性地，如图1所示的捕集***包括串联的4级捕集熔化器：第一捕集熔化器11、第二捕集熔化器12、第三捕集熔化器13和第四捕集熔化器14。

本发明中所述多级捕集单元并非局限于如图1所示的四级捕集熔化器，其还可以是五级捕集熔化器、六级捕集熔化器等。各级捕集熔化器的腔体内部设有盘管，外侧设有夹套。各级捕集熔化器的内壁和盘管的材质为碳钢或不锈钢。多级捕集熔化装器的底部出液口均连接所述中间槽2的顶部进液口。最后一级捕集熔化装置的顶部还设有尾气出口，用于连接尾气焚烧装置。

所述接收单元包括水相接收槽4、絮状物接收槽5和有机相接收槽6，所述水相接收槽4、絮状物接收槽5和有机相接收槽6的顶部进液口均连接所述分液器3的底部出液口。其中，水相接收槽4和絮状物接收槽5的底部出料口均连接所述分液器3的回料口，用于回收水相和絮状物中残留的有机物；水相接收槽4的底部出料口还与废水槽7连接；有机相接收槽6底部设有出料口，出料口与产品精制工段连接，用于对粗品2,6-二氯苯甲腈进行精制提纯。

实施例1

采用具体实施方式提供的捕集***对2,6-二氯苯甲腈进行捕集操作，所述捕集操作具体包括如下步骤：

(1)所述的2,6-二氯苯甲腈由2,6-二氯甲苯氨氧化制得，所得产物经由油冷器出口排出，油冷器出口排出的反应混合气温度为230℃；

(2)反应混合气依次经过第一、第二、第三和第四捕集熔化器，各级捕集熔化器的内壁和盘管材质为不锈钢，向各级捕集熔化器的夹套和盘管内通入温度为5℃冷冻水，反应混合气在各级捕集熔化器的内壁和盘管表面凝华变成固态混合物，第四级捕集熔化器出口的尾气温度控制在20℃，尾气进入尾气焚烧装置处理；

(3)捕集工序完成后向各级捕集熔化器的夹套和盘管内通入温度为150℃的蒸汽，持续流通时间0.5小时，固态混合物被加热熔化成液态后进入中间槽，中间槽内的液态混合物被泵打入分液器，分液器的高径比为5:1；

(4)液态混合物中的水相和有机相在分液器内完全分层，下层有机相由有机相收集槽收集后输出至产品精制工段进行2,6-二氯苯甲腈的精制提纯，水相由水相接收槽收集后排出至废水槽或循环至分液器中再次分离得到其中残留的有机相，水相中的絮状物由絮状物接收槽收集后循环至分液器中再次分离得到其中残留的有机相。

根据油冷器进口和第四级捕集熔化器出口尾气组成的物料衡算可得知，捕集工段收率为99.3％。

实施例2

采用具体实施方式提供的捕集***对2,6-二氯苯甲腈进行捕集操作，所述捕集操作具体包括如下步骤：

(1)所述的2,6-二氯苯甲腈由2,6-二氯甲苯氨氧化制得，所得产物经由油冷器出口排出，油冷器出口排出的反应混合气温度为230℃；

(2)反应混合气依次经过第一、第二、第三和第四捕集熔化器，各级捕集熔化器的内壁和盘管材质为不锈钢，向各级捕集熔化器的夹套和盘管内通入温度为15℃冷冻水，反应混合气在各级捕集熔化器的内壁和盘管表面凝华变成固态混合物，第四级捕集熔化器出口的尾气温度控制在40℃，尾气进入尾气焚烧装置处理；

(3)捕集工序完成后向各级捕集熔化器的夹套和盘管内通入温度为160℃的蒸汽，持续流通时间0.5小时，固态混合物被加热熔化成液态后进入中间槽，中间槽内的液态混合物被泵打入分液器，分液器的高径比为5:1；

(4)液态混合物中的水相和有机相在分液器内完全分层，下层有机相由有机相收集槽收集后输出至产品精制工段进行2,6-二氯苯甲腈的精制提纯，水相由水相接收槽收集后排出至废水槽或循环至分液器中再次分离得到其中残留的有机相，水相中的絮状物由絮状物接收槽收集后循环至分液器中再次分离得到其中残留的有机相。

根据油冷器进口和第四级捕集熔化器出口尾气组成的物料衡算可得知，捕集工段收率为99.8％。

实施例3

采用具体实施方式提供的捕集***对2,6-二氯苯甲腈进行捕集操作，所述捕集操作具体包括如下步骤：

(1)所述的2,6-二氯苯甲腈由2,6-二氯甲苯氨氧化制得，所得产物经由油冷器出口排出，油冷器出口排出的反应混合气温度为230℃；

(2)反应混合气依次经过第一、第二、第三和第四捕集熔化器，各级捕集熔化器的内壁和盘管材质为不锈钢，向各级捕集熔化器的夹套和盘管内通入温度为-5℃冷冻水，反应混合气在各级捕集熔化器的内壁和盘管表面凝华变成固态混合物，第四级捕集熔化器出口的尾气温度控制在10℃，尾气进入尾气焚烧装置处理；

(3)捕集工序完成后向各级捕集熔化器的夹套和盘管内通入温度为200℃的蒸汽，持续流通时间0.5小时，固态混合物被加热熔化成液态后进入中间槽，中间槽内的液态混合物被泵打入分液器，分液器的高径比为5:1；

(4)液态混合物中的水相和有机相在分液器内完全分层，下层有机相由有机相收集槽收集后输出至产品精制工段进行2,6-二氯苯甲腈的精制提纯，水相由水相接收槽收集后排出至废水槽或循环至分液器中再次分离得到其中残留的有机相，水相中的絮状物由絮状物接收槽收集后循环至分液器中再次分离得到其中残留的有机相。

根据油冷器进口和第四级捕集熔化器出口尾气组成的物料衡算可得知，捕集工段收率为99.7％。

实施例4

采用具体实施方式提供的捕集***对2,6-二氯苯甲腈进行捕集操作，所述捕集操作具体包括如下步骤：

(1)所述的2,6-二氯苯甲腈由2,6-二氯甲苯氨氧化制得，所得产物经由油冷器出口排出，油冷器出口排出的反应混合气温度为230℃；

(2)反应混合气依次经过第一、第二、第三和第四捕集熔化器，各级捕集熔化器的内壁和盘管材质为不锈钢，向各级捕集熔化器的夹套和盘管内通入温度为5℃冷冻水，反应混合气在各级捕集熔化器的内壁和盘管表面凝华变成固态混合物，第四级捕集熔化器出口的尾气温度控制在20℃，尾气进入尾气焚烧装置处理；

(3)捕集工序完成后向各级捕集熔化器的夹套和盘管内通入温度为150℃的高温导热油，持续流通时间0.5小时，固态混合物被加热熔化成液态后进入中间槽，中间槽内的液态混合物被泵打入分液器，分液器的高径比为4:1；

(4)液态混合物中的水相和有机相在分液器内完全分层，下层有机相由有机相收集槽收集后输出至产品精制工段进行2,6-二氯苯甲腈的精制提纯，水相由水相接收槽收集后排出至废水槽或循环至分液器中再次分离得到其中残留的有机相，水相中的絮状物由絮状物接收槽收集后循环至分液器中再次分离得到其中残留的有机相。

根据油冷器进口和第四级捕集熔化器出口尾气组成的物料衡算可得知，捕集工段收率为99.2％。

实施例5

采用具体实施方式提供的捕集***对2,6-二氯苯甲腈进行捕集操作，所述捕集操作具体包括如下步骤：

(1)所述的2,6-二氯苯甲腈由2,6-二氯甲苯氨氧化制得，所得产物经由油冷器出口排出，油冷器出口排出的反应混合气温度为230℃；

(2)反应混合气依次经过第一、第二、第三和第四捕集熔化器，各级捕集熔化器的内壁和盘管材质为不锈钢，向各级捕集熔化器的夹套和盘管内通入温度为5℃低温导热油，反应混合气在各级捕集熔化器的内壁和盘管表面凝华变成固态混合物，第四级捕集熔化器出口的尾气温度控制在20℃，尾气进入尾气焚烧装置处理；

(3)捕集工序完成后向各级捕集熔化器的夹套和盘管内通入温度为250℃的高温导热油，持续流通时间1小时，固态混合物被加热熔化成液态后进入中间槽，中间槽内的液态混合物被泵打入分液器，分液器的高径比为4:1；

(4)液态混合物中的水相和有机相在分液器内完全分层，下层有机相由有机相收集槽收集后输出至产品精制工段进行2,6-二氯苯甲腈的精制提纯，水相由水相接收槽收集后排出至废水槽或循环至分液器中再次分离得到其中残留的有机相，水相中的絮状物由絮状物接收槽收集后循环至分液器中再次分离得到其中残留的有机相。

根据油冷器进口和第四级捕集熔化器出口尾气组成的物料衡算可得知，捕集工段收率为99.3％。

实施例6

采用具体实施方式提供的捕集***对2,6-二氯苯甲腈进行捕集操作，所述捕集操作具体包括如下步骤：

(1)所述的2,6-二氯苯甲腈由2,6-二氯甲苯氨氧化制得，所得产物经由油冷器出口排出，油冷器出口排出的反应混合气温度为230℃；

(2)反应混合气依次经过第一、第二、第三和第四捕集熔化器，各级捕集熔化器的内壁和盘管材质为不锈钢，向各级捕集熔化器的夹套和盘管内通入温度为-25℃的低温导热油，反应混合气在各级捕集熔化器的内壁和盘管表面凝华变成固态混合物，第四级捕集熔化器出口的尾气温度控制在10℃，尾气进入尾气焚烧装置处理；

(3)捕集工序完成后向各级捕集熔化器的夹套和盘管内通入温度为150℃的高温导热油，持续流通时间2小时，固态的2,6-二氯苯甲腈被加热熔化成液态后进入中间槽，固态混合物被加热熔化成液态后进入中间槽，中间槽内的液态混合物被泵打入分液器，分液器的高径比为2:1；

(4)液态混合物中的水相和有机相在分液器内完全分层，下层有机相由有机相收集槽收集后输出至产品精制工段进行2,6-二氯苯甲腈的精制提纯，水相由水相接收槽收集后排出至废水槽或循环至分液器中再次分离得到其中残留的有机相，水相中的絮状物由絮状物接收槽收集后循环至分液器中再次分离得到其中残留的有机相。

根据油冷器进口和第四级捕集熔化器出口尾气组成的物料衡算可得知，捕集工段收率为99.6％。

申请人声明，以上所述仅为本发明的具体实施方式，但本发明的保护范围并不局限于此，所属技术领域的技术人员应该明了，任何属于本技术领域的技术人员在本发明揭露的技术范围内，可轻易想到的变化或替换，均落在本发明的保护范围和公开范围之内。

Claims (29)

1.一种用于合成2,6-二氯苯甲腈的捕集工艺，其特征在于，所述工艺包括：

(Ⅰ)2,6-二氯苯甲腈由2,6-二氯甲苯氨氧化制得，反应产生的混合气体在多级捕集单元的各级捕集熔化装置中凝华，析出固体；

(Ⅱ)析出的固体加热至150～250℃后熔化成液态混合物；

(Ⅲ)液态混合物通过分液装置分离得到其中的有机相；

对所述多级捕集单元中最后一级捕集熔化装置排出的尾气进行尾气焚烧处理；所述最后一级捕集熔化装置顶部排出的尾气温度控制在22～50℃；所述的多级捕集单元按照进料方向包括串联的至少3级捕集熔化装置。

2.根据权利要求1所述的工艺，其特征在于，步骤(Ⅰ)中，向所述各级捕集熔化装置的夹套和盘管内通入低温介质，对所述的混合气体进行凝华。

3.根据权利要求2所述的工艺，其特征在于，所述的低温介质为低温水、冷冻水或低温导热油。

4.根据权利要求3所述的工艺，其特征在于，所述的低温介质的温度为-25～15℃。

5.根据权利要求4所述的工艺，其特征在于，所述的低温介质的温度为-5～10℃。

6.根据权利要求1或2所述的工艺，其特征在于，步骤(Ⅱ)中，向所述各级捕集熔化装置的夹套和盘管内通入高温介质，对所述析出的固体进行加热。

7.根据权利要求6所述的工艺，其特征在于，所述的高温介质为蒸汽或高温导热油。

8.根据权利要求7所述的工艺，其特征在于，所述高温介质的温度为150～250℃。

9.根据权利要求8所述的工艺，其特征在于，所述高温介质的温度为160～200℃。

10.根据权利要求8所述的工艺，其特征在于，所述高温介质的流通时间为0.3～2小时。

11.根据权利要求10所述的工艺，其特征在于，所述高温介质的流通时间为0.5～1小时。

12.根据权利要求1或2所述的工艺，其特征在于，步骤(Ⅲ)所述的分离过程具体包括：

液态混合物中的有机相由有机相接收槽收集；其中的水相由水相接收槽收集后，返回分液装置回收其中残余的有机相或排出至废水槽；其中的絮状物由絮状物接收槽收集后，返回分液装置回收其中残余的有机相。

13.根据权利要求1或2所述的工艺，其特征在于，所述工艺还包括：对步骤(Ⅲ)分离得到的有机相进行精制提纯得到所述的2,6-二氯苯甲腈。

14.根据权利要求1所述的工艺，其特征在于，所述工艺采用的合成2,6-二氯苯甲腈的捕集装置包括顺次连接的多级捕集单元、中间槽、分液装置和接收单元。

15.根据权利要求14所述的工艺，其特征在于，所述的多级捕集单元按照进料方向包括串联的3～5级捕集熔化装置。

16.根据权利要求15所述的工艺，其特征在于，所述的多级捕集单元按照进料方向包括串联的4级捕集熔化装置。

17.根据权利要求14所述的工艺，其特征在于，所述各级捕集熔化装置的腔体内部设有盘管。

18.根据权利要求17所述的工艺，其特征在于，所述各级捕集熔化装置的腔体外侧设有夹套。

19.根据权利要求18所述的工艺，其特征在于，所述夹套和所述盘管内根据工段要求通入低温介质或高温介质。

20.根据权利要求19所述的工艺，其特征在于，所述各级捕集熔化装置的内壁和所述盘管的材质为碳钢或不锈钢。

21.根据权利要求20所述的工艺，其特征在于，所述各级捕集熔化装置的内壁和所述盘管的材质为不锈钢。

22.根据权利要求14所述的工艺，其特征在于，所述各级捕集熔化装置的底部出液口均连接所述中间槽的顶部进液口。

23.根据权利要求14所述的工艺，其特征在于，最后一级捕集熔化装置的顶部设有尾气出口，所述尾气出口连接尾气焚烧装置，用于对尾气出口排出的废气进行焚烧处理。

24.根据权利要求14所述的工艺，其特征在于，所述分液装置的高径比为2:1-10:1。

25.根据权利要求24所述的工艺，其特征在于，所述分液装置的高径比为4:1-7:1。

26.根据权利要求14所述的工艺，其特征在于，所述的接收单元包括水相接收槽、絮状物接收槽和有机相接收槽，所述水相接收槽、絮状物接收槽和有机相接收槽的顶部进液口均连接所述分液装置的底部出液口。

27.根据权利要求26所述的工艺，其特征在于，所述水相接收槽和絮状物接收槽的底部出料口均连接所述分液装置的上部回料口，用于回收水相和絮状物中的残留有机物。

28.根据权利要求26所述的工艺，其特征在于，所述水相接收槽的底部出料口还与废水槽相连。

29.根据权利要求26所述的工艺，其特征在于，所述有机相接收槽底部设有出料口，所述出料口与产品精制工段连接，用于对粗品2,6-二氯苯甲腈进行精制提纯。

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