具有运行中断的用于制备化学产物的方法与流程

工业大规模的化学方法可用于产生化学中间体和最终产物。这些方法可不连续、半连续、连续或以这三种变型之一的组合的形式操作。这些方法是吸热或放热的，并可等温或绝热地进行。根据化学产物，该方法可在气相中、在存在或不存在溶剂的情况下在液相中、或在熔体中进行。由此获得的化学产物的后处理和提纯可通过常见的技术方法之一，例如结晶、洗涤或蒸馏，或以这些后处理方式的组合的形式实现。

化学中间产物或最终产物是例如(多)异氰酸酯及其初级产物、聚碳酸酯及其初级产物、药物活性物质及其初级产物或植物保护活性物质及其初级产物。

制备化学产物的方法的品质首先通过不希望的副产物在该方法的产物中的含量来定义。其次，方法的品质定义为启动、正常生产直至停止工艺的整个工艺可在没有技术生产停工或需要介入该工艺中的问题的情况下操作，并且不出现原料、中间产物或最终产物的损失。

因此，理想的是，这样设计进行此类制备方法的工业大规模设备，以使得在所用辅助剂和原料的合适品质和工艺参数例如压力、温度、辅助剂和原料的用量和浓度比等的正确选择的情况下，该方法以稳健的方式运行。这意味着，在此类连续操作的大型设备中，理想地不出现例如形成可能在设备仪器中沉降或可能阻塞管道的沉淀物之类的问题。

连续操作的化学大型设备的启动和停止对本领域技术人员提出特别的挑战，这些挑战由于可在此过程中自发出现的问题造成。此类问题包括例如反应的“休止”、用于开始反应的提高的能量需求、可导致后处理超负荷的不完全反应、可导致品质和/或安全问题的增大量的不希望副产物的形成、催化剂的失活、损坏或碳化、可能阻塞仪器的沉积物的形成或产物、副产物和/或底物的结块。

需要停止和启动设备的生产停工在工业日常中始终再次发生。这可为检查停工，其提前计划并为此停止设备，切断能源并通常打开所有待检查的设备段和为了检查而清洁。此类检查可花费一周或数周。检查结束之后，将所述生产设备封闭、任选地惰性化并为其提供辅助剂，并在可得到相应的能源和与原材料之后，可重新启动生产设备。然而，生产停工并不一定与打开或其它机械介入反应器或设备中的其它装置相关联，而也可能与由于多种其它原因的停止和重启生产设备相关，如在停止原材料供应时。在这样的情况中，该设备通常以部分载荷运行的形式运转，并且在最差的情况中，当物流供应链中断时，必须被关断。此外，生产停工可能由于生产设备中需要维护、清洁或修理所迫。例如在硝基苯工艺中，当生产中断最多一天时，人们称为短期停工。在实际中，所有这些生产停工的特征在于出现生产的损失，和在设备的重启时，例如当必须惰性化时消耗氮气，或在加热设备或原料时，必须以蒸汽或电力的形式供应能源。

本领域技术人员已知，来自运行中的生产设备的半连续或连续操作的工业方法不能立即转变至生产停工，而是必须之前以控制的方式停止。在紧急情况中的设备停止时也是这种情况。为了能够在生产停工后再次生产，必须使设备再次提升（hochgefahren）至生产停工之前的工艺参数。反应物和装置必须加热，装置任选必须惰性化，并且装置用反应物的载荷逐渐提高至所需目标值。在这一启动阶段过程中，生产进一步损失，并且必须花费过高比例量的能量以使已冷却的设备为启动作准备，并然后在也注意所有运行相关参数的情况下提升至所需目标值。

另一缺点在于，在反应器或其它设备段上或中需要进行维护、修理和清洁操作时，通常总是必须关断所有设备段，因为工艺步骤建立在彼此之上并因此总是相继进行。由此，必需清空整个设备，这导致巨大量的剔除料。此外，必须花费能量以将反应器和设备段返回至各自的操作温度。用于设备检查、修理、维护和清洁措施的此类生产停工或出现的原材料或辅助剂的不足，无论计划或非计划的，因此是对连续工作的设备或连续工作的方法的经济操作具有巨大影响的始终反复的设备状态。

目前用于工业大规模制备化学产物的现有技术方法通常虽然成功地以高收率制备所需产物而无相应最终产物品质的明显损失，但是文献中大多仅仅描述了处于正常操作中的方法。

仅对于少许工业大规模方法，存在关于在这些方法的启动和停止阶段过程中避免问题的描述。例如，WO 2014/016292 A1描述了硝基苯制备方法的启动，其中所用的原料是含少于1.5%脂族化合物的苯，由此尤其确保该反应的改进的反应速度，这节省蒸汽并将苦味酸副产物的形成减至最少。关于使苯硝化生成硝基苯的启动程序，WO 2014/016290 A1描述了类似的有利效果，其中使用含少于1.0%硝基苯的循环硫酸，由此尤其是节省蒸汽，因为后处理并不受累于由于不完全硝化而出现的附加苯，并且二硝基苯和苦味酸副产物的形成减至最少。

WO 2013/156410 A1中描述了通过硝基苯的氢化来进行苯胺的工业大规模连续制备，其中具体涉及在氢化催化剂再生之后的氢化方法的启动。在此，在液体环压缩器中进行水交换，以分开处置其中存在的二氧化碳，这避免废气体系中由于碳酸铵的阻塞和腐蚀。WO 2013/156409 A1同样描述了苯胺的制备，其中注意的是硝基苯氢化的停止，并且在停止该反应时的本发明程序包括：氢气在反应空间中以足量存在足够长的时间，直至所有硝基芳族化合物已与氢气反应，并因此在该氢化的停止操作过程中完全消耗。这防止增加的副产物形成和由于用太少过量的氢气进行氢化的硝基苯残余物所致的催化剂碳化。此外，用于催化剂再生的支出减至最低，且反应器的使用寿命延长。

专利申请WO 2006/125759 A1关注费托生产设备和用于制备烃类的方法。该专利申请尤其关注如何能在甲烷提供受干扰的情况下使生产操作至少受限地进一步维持有限时间，以及如何能受控地使生产设备停机。这尤其是通过提供用于液化天然气的储备罐20来实现。提到了可能有利的是，例如在紧急关断气化单元时将该单元保持在相对高温，以能够更快速地实现稍后的重新投入运行（所谓的“热待机”）。还描述了一个实施方案，其中蒸馏单元18连接在加氢裂化反应器16的下游，并且蒸馏单元18的输出物的子料流可再循环到加氢裂化反应器中，而蒸馏单元18的剩余输出物送往其常规用途（参见图1）。从这一专利申请中不能获知关于个别设备段在同时完全停运其它设备段过程中的循环操作以使得可在这些其它设备段中进行例如维护操作的普遍教导。

专利申请US 2008/026112 A1同样关注费托方法，特别是关注在包含液相、气相和含悬浮催化剂颗粒的相的三相反应区中暂时中断生产的情况。公开的是反应物供应的中断和反应区用抑制气体的惰性化。描述了一个实施方案，其中抑制气体再循环到反应器的下部，以使催化剂颗粒保持在悬浮液中。通常，该反应之后进行冷凝步骤和分离步骤，其中来自分离步骤的气相再循环到该反应器的下部。为了重启该反应，将反应区填充有活化气体。在这一专利申请中不能获知关于个别设备段在同时完全停运其它设备段过程中的循环操作以使得可在这些其它设备段中进行例如维护操作的普遍教导。

专利申请WO 2013/053371 A1关注提供富甲烷的产物气体的方法和适合于此目的的布置。在氢气不足的情况下，反应器以待机方式运行（没有进一步连续的反应物气体供应）。在正常操作反应器和待机状态之间的转换时，暂时地形成不符合常规品质要求的产物气体（也称为“劣质气体”）。在重新正常操作之后，这一劣质气体至少部分地再循环到在甲烷化之前进行的工艺步骤中。这优选通过时间错开地逐渐供入临时储存的劣质气体来实现。关于待机操作本身，该专利申请几乎没有作出说明。仅公开了可以例如使用氢气气体冲洗反应器。在这一专利申请中不能获知关于个别设备段在同时完全停运其它设备段过程中的循环操作以使得可在这些其它设备段中进行例如维护操作的普遍教导。

专利申请US 2005/0227129 A1关注用于燃料电池发电设备的加热装置。参见图1和所附文字段落，该燃料电池发电设备包括三个反应器，即重整器(3)、用于一氧化碳与水蒸气反应的一氧化碳转化器(4)和用于一氧化碳与氧气反应的另一转化器(5)。在所有这些反应器中发生化学反应。在没有改装措施的情况下，它们不适合于后处理和提纯化学反应的工艺产物并分离出次要料流。根据US 2005/0227129 A1的加热装置包括燃烧器(6)和用于供应为了加热该燃料电池发电设备的热燃烧气体的导管(71至73)。明显未设想经过这些导管将该装置的输出料流向这一或上游装置作为输入料流的有针对性的再循环，并且在没有进一步改装措施例如安装附加阀的情况下看起来也不可行。因此，在这一专利申请中也不能获知关于个别设备段在同时完全关断其它设备段过程中的循环操作以使得可在这些其它设备段中进行例如维护操作的普遍教导。

因此希望的是制备化学产物的方法和设备，其中可以在时间支出和任选也在能源和材料消耗方面在各自工艺的操作过程中优化生产停工。这会以并非不巨大的程度导致工业大规模化学制备方法和相应设备的生产率和因此经济可行性的改进。

已令人惊讶地发现，当（简单来说但并不限于此）在短暂停工过程中尽可能多的设备段设为“循环模式”（“待机”）以能够在措施之后再次立即启动整个设备时，这一目的能够实现。还已令人惊讶地发现，设为循环模式的设备中的能量消耗在某些情况下低于在整个设备完全停止和重新投入运行的情况。通过不涉及短暂停工的设备段的有针对性的循环模式，实现如进一步还在下文中更详细阐述的多个优点。

本发明因此提供下列：

用于制备化学产物或化学组合物的方法，其包括下列步骤：

(I)使至少一种底物在反应器中反应以形成至少一种化学产物或化学组合物，其中所述至少一种底物以质量流量m₁引入反应器中；

(II)在后处理装置中后处理在步骤(I)中获得的反应混合物以获得粗制产物和至少一个包含与粗制产物分离的成分的次要料流；和任选的下列步骤(III)至(V)：

(III) 在至少一个提纯装置中提纯在步骤(II)中获得的粗制产物以获得经提纯的最终产物和至少一个包含与所述经提纯的最终产物分离的成分的次要料流；

(IV) 在后处理单元中后处理在步骤(II)中获得的至少一个次要料流；

(V)在后处理单元中后处理在步骤(III)中获得的至少一个次要料流，

其中

在来自步骤(I)至(V)（如果进行它们）的一个或多个设备段停运时，步骤(I)中的质量流量m₁减小至零，且在至少一个不停运的设备段中，所述设备段的输出料流再次用作各自的设备段或上游设备段的输入料流。这一本发明的方法优选包含步骤(I)至(III)，更优选包含步骤(I)至(IV)，最优选包含步骤(I)至(V)。

本发明进一步提供如进一步还在下文中更详细阐述的制备化学产物或化学组合物的设备，其适合于进行本发明的方法。

最后，本发明提供操作用于制备化学产物或化学组合物的设备的方法，这进一步还在下文中更详细阐述。

所述至少一种“底物” 是指任意化学起始材料。例如，可设想将底物1（即只有一种）在没有其它反应物的情况下通过提高的温度和/或提高的压力的作用转化成所需产物。在另一个优选实施方案中，也可以在来自步骤(I)的反应器中使更多种底物相互反应。在本发明的一个实施方案中，例如可以在来自步骤(I)的反应器中使至少两种底物反应，其中第二底物2以质量流量m₂引入来自步骤(I)的反应器中。此时优选地，在设备段停运时，两个质量流量m₁和m₂减小至零。如果n种底物i在步骤(I)中反应 ，其中n是优选1至5，更优选1至4，最优选1至3的自然数，则在设备段停运时，优选所有n个质量流量 m_i 减小至零。

设备段的“停运”理解为是指其关断，以使得检查、修理、维护或清洁措施可在该设备段中进行。本发明实现在设备段中进行检查、修理、维护或清洁措施时不必需停运整个生产设备。相反，本发明使得能够以“循环模式”操作不涉及检查、修理、维护或清洁措施的设备段或相应的工艺步骤。因此，在设备段停运时，根据本发明，质量流量m₁减小至零，生产在这一期间停止。这特别理解为是指相对短的生产停工（优选1小时至5天，更优选1小时至3天，最优选1小时至2天的时间）用于在设备段中的检查、修理、清洁或维护目的或例如用于克服原料或辅助剂在有限时间内的不足。本发明不关注例如为了设备检查而必须完全停运生产设备（即所有设备段）的情况。因此，根据本发明，术语“停运”包括在存在m个在本发明的意义上的设备段（对此参见下面的段落）（其中m是自然数）的情况下，停运这些设备段的最多m-1个。根据本发明，至少一个设备段因此不“停运”（即“完全关断”）。优选地，本发明关注1至2个设备段，更优选1个设备停运的情况。根据本发明，因此，在停运一个设备段（或多个设备段，但非所有设备段）的情况下，进一步产物的形成在每种情况下被中断（因为至少一种底物的质量流量m₁减小至零并因此不再能产生进一步的产物）。但是，根据本发明还包括的情况是，来自步骤(I)的反应器以循环模式操作（对此参见下面的段落），且另一个设备段在上述定义的意义上停运（例如参见图3）。

“循环模式”在本发明中理解为是指设备段的输出料流用作这一设备段或上游（即在流动技术方面的上游）设备段的输入料流。在此，“设备段”是指用于通过本发明的方法制备化学产物的设备的对应于各个步骤(I)至(V)（如果进行它们）的设备段。 例如，步骤(I)的设备段包括“反应器”，其中这一术语也包括使用多个反应器（例如多个串联反应器的级联）的实施方案（换言之，词语“一”就此而言以及关于其它设备段的其它装置应视为不定冠词且不是指数字“一个”）。并联或串联反应器在现有技术中也在制备化学产物是已知的，并且也可以以特定的尺寸和操作特性带来优点。本发明的设备和本发明方法因此也提供优选实施方案，其中优选使用串联或并联的反应器，特别是在步骤(I)中。

来自步骤(I)至(V)之一的设备段因此可包括多个装置，即包括不同装置。

来自步骤(II)的设备段包括后处理装置，即用于将多相粗制产物分离成例如包含反应水的水相、包含所需产物的有机相和包含气体副产物和/或联产物和任选加入的惰性气体的气相的相分离装置。

这样的次要料流如由反应水构成的含水料流和由副产物和/或联产物和任选加入的惰性气体构成的气体料流优选在步骤(IV)中经受进一步后处理。来自步骤(IV)的设备段为此目的包括后处理单元。这一后处理单元可包括不同的单个装置，例如用于蒸馏或汽提来自步骤(II)的至少一个次要料流的装置。步骤(IV)也可多次进行。一个实例是来自步骤(II)的次要料流的后处理分配到多个设备段上的情况。当一个设备段被设置用于后处理液体次要料流，且一个设备段用于后处理气体次要料流时，特别可以是这一情况。在这一示例性提及的情况中，该方法包括类别(IV)的两个步骤（和设备段），其彼此并联进行，即液体次要料流在后处理单元（步骤(IVa)）中的后处理和气体次要料流在另一个后处理单元（步骤(IVb)）中的后处理。

来自步骤(III)的设备段包括提纯装置，例如蒸馏装置。

在步骤(III)的提纯中分离出的至少一个次要料流优选在步骤(V)中经受进一步的后处理。来自步骤(V)的设备段为此目的包括后处理单元。这一后处理单元可包括不同的单个装置，例如用于蒸馏或气体来自步骤(III)的至少一个次要料流的装置。步骤(V)也可多次进行。一个实例是来自步骤(III)的次要料流的后处理分配到多个设备段上的情况。当一个设备段被设置用于后处理液体次要料流，且一个设备段用于后处理气体次要料流时，特别可以是这一情况。在这一示例性提及的情况中，该方法包括类别(V)的两个步骤（和设备段），其彼此并联进行，即液体次要料流在另一个后处理单元（步骤(IVa)）)中的后处理和气体次要料流在另一个后处理单元（步骤(IVb)）中的后处理。

当然可理解，这些设备段除了以上明确详述的装置之外还可包括外周仪器，例如泵、热交换器等。

循环模式可通过设备段的多个装置来设定。例如，设备段的多个串联装置的最后一个装置的输出料流可用作这一设备段的多个串联装置的第一个装置的输入料流。还可以仅对设备段的一部分装置应用循环模式，例如当设备段的多个串联装置的最后一个装置的输出料流并非再循环到这一设备段的第一个装置而是另一个装置中。

该循环模式还可通过多个设备段来设定。例如，设备段，例如来自提纯步骤(III)的设备段的最后一个装置的输出料流可用作上游设备段，例如来自后处理步骤(II)的设备段的第一个装置的输入料流，其中通过将示例性提及的后处理步骤(II)的输出料流例如用作提纯步骤(III)的输入料流，建立循环模式。

本发明方法的步骤(I)、(II)和(III)优选在连续工艺中进行。优选地，步骤(IV)和(V)也在连续工艺中进行。

通过停止m₁（和任选m₂；在n种底物i的情况中优选通过停止所有n个质量料流m_i），即至少一种底物（多种底物）进入来自步骤(I)的反应器中的质量流量，确保在如上所述用于一部分制备设备的检查、维护、修理和/或清洁目的而进行的或由（一种或多种）原材料和/或（一种或多种）辅助剂不足所引起的中断的过程中，步骤(I)中的反应不进一步发生。由此和通过使用至少一个不中断的步骤和相应的设备段的输出料流作为各自的步骤和相应设备段（或上游步骤或设备段）的输入料流，确保这些步骤和相应的设备段各自“以循环方式”运行。

为此，优选的是本发明的方法包括步骤 (III)。由此特别地实现本发明的效果。在一个特别优选的实施方案中，本发明的方法还包括步骤(IV)和(V)。

在本发明的另一个优选实施方案中，在来自步骤(I)至(V)（如果进行它们）至少之一的设备段停运时，在每个不停运的设备段中，输出料流再次用作这一或上游设备段的输入料流。

本发明方法的优点还对于多步法产生，其中在彼此相接的设备段中进行建立在彼此上的反应，以因此得到由此建立的反应产物。因此，在另一个优选的实施方案中，本发明的方法包括另一个步骤(Ia)，其中至少一种第三底物与来自步骤(I)的反应产物在相同或另一个反应器中反应，并且至少一种第三底物以质量流量m₃引入来自步骤(Ia)的反应器中。在本发明中，其它可能的方法是，其中多个反应在彼此相接的，例如三、四、五、六或更多个反应器中进行。因此，在一个反应器中或在彼此相接的反应器中级联反应、双串联反应（Tandemreaktion）或多米诺反应方式在本发明中也是可行的，并且由于形成化学化合物中的效率还是有利和因此优选的。

特别优选的是，在停止至少一种底物或任选所有底物的供应时，如果是液相中的反应，不中断溶剂的供应。由此可有利地实现：一方面可防止任选的副产物形成，另一方面，例如不发生反应混合物的结块。因此可以有效地避免所需产物的污染、设备仪器例如管道、阀和泵的阻塞以及不符合规定的产品的形成。

此外，特别优选的是，在停止至少一种底物或任选的所有底物的供应时，如果是气相中的反应，不中断惰性气体的供应。由此可有利地实现：一方面可防止任选的副产物形成，另一方面，例如避免设备仪器例如管道、阀和泵的阻塞以及不符合规定的产品的形成。

本发明方法的化学产物可优选是聚碳酸酯或其初级产物之一、异氰酸酯或其初级产物之一、药物活性物质、烯烃、芳族化合物、聚烯烃等。

二-和多异氰酸酯的实例在此包括芳族二-和多异氰酸酯，例如异构体或异构体混合物形式的亚甲基二苯基二异氰酸酯 (mMDI)、多亚甲基多苯基多异氰酸酯 (pMDI)、亚甲基二苯基二异氰酸酯和多亚甲基多苯基多异氰酸酯的混合物 (MDI)、纯异构体或异构体混合物形式的甲苯二异氰酸酯 (TDI)、苯二甲基异氰酸酯异构体 (XDI)、二异氰酸根合苯异构体、2,6-二甲苯异氰酸酯（Xylolisocyanat）、1,5-萘二异氰酸酯 (1,5-NDI)，基于具有2至18个碳原子的脂族或脂环族烃的二异氰酸酯，例如1,4-丁烷二异氰酸酯、1,5-戊烷二异氰酸酯、1,6-己烷二异氰酸酯 (HDI)、1,8-辛烷二异氰酸酯、1,9-壬烷二异氰酸酯、1,10-癸烷二异氰酸酯、2,2-二甲基戊烷-1,5-二异氰酸酯、2-甲基-1,5-戊烷二异氰酸酯 (MPDI)、2,4,4(或2,2,4)-三甲基-1,6-己烷二异氰酸酯 (TMDI)、1,3-和1,4-环己烷二异氰酸酯、1-异氰酸根合-3,3,5-三甲基-5-异氰酸根合甲基环己烷 (IPDI)、2,4-或2,6-二异氰酸根合-1-甲基环己烷 (H6-TDI)、1-异氰酸根合-1-甲基-4(3)-异氰酸根合甲基环己烷 (AMCI)、1,3(和/或1,4)-双(异氰酸根合甲基)环己烷、双(异氰酸根合甲基)降冰片烷 (NBDI)、4,4'(和/或2,4')-二异氰酸根合二环己基甲烷，和具有最多22个碳原子的脂(环)族三异氰酸酯，例如三异氰酸根合环己烷、三(异氰酸根合甲基)环己烷、三异氰酸根合甲基环己烷、1,8-二异氰酸根合-4-(异氰酸根合甲基)辛烷、1,6,11-十一烷三异氰酸酯、1,7-二异氰酸根合-4-(3-异氰酸根合丙基)庚烷、1,6-二异氰酸根合-3-(异氰酸根合甲基)己烷或1,3,5-三(异氰酸根合甲基)环己烷。

对应于上述多异氰酸酯的胺是芳族二-和多胺，例如异构体或异构体混合物形式的亚甲基二苯基二胺 (mMDA)、多亚甲基多苯基多胺 (pMDA)、亚甲基二苯基二胺和多亚甲基多苯基多胺的混合物 (MDA)、纯异构体或异构体混合物形式的甲苯二胺 (TDA)、苯二甲胺异构体 (XDA)、二氨基苯异构体、2,6-二甲基苯胺、1,5-萘二胺 (1,5-NDA) ，基于具有2至18个碳原子的脂族或脂环族烃的二胺，例如1,4-二氨基丁烷、1,5-二氨基戊烷、1,6-二氨基己烷 (HDA)、1,8-二氨基辛烷、1,9-二氨基壬烷、1,10-二氨基癸烷、2,2-二甲基-1,5-二氨基戊烷、2-甲基-1,5-戊烷二胺(MPDA)、2,4,4(或2,2,4)-三甲基-1,6-二氨基己烷 (TMDA)、1,3-和1,4-二氨基环己烷、1-氨基-3,3,5-三甲基-5-氨基甲基环己烷 (IPDA)、2,4-或2,6-二氨基-1-甲基环己烷 (H6-TDA)、1-氨基-1-甲基-4(3)-氨基甲基环己烷 (AMCA)、1,3(和/或1,4)-双(氨基甲基)环己烷、双(氨基甲基)降冰片烷 (NBDA)、4,4'(和/或2,4')-二氨基二环己基甲烷，具有最多22个碳原子的脂(环)族三胺，例如三氨基环己烷、三(氨基甲基)环己烷、三氨基甲基环己烷、1,8-二氨基-4-(氨基甲基)辛烷、1,6,11-十一烷三胺、1,7-二氨基-4-(3-氨基丙基)庚烷、1,6-二氨基-3-(氨基甲基)己烷或1,3,5-三(氨基甲基)环己烷。

上列多异氰酸酯通过相应胺与光气反应的工业大规模制备是由现有技术长久已知的，其中该反应在气相或液相中以及不连续或连续地进行（W. Siefken, Liebigs Ann. 562, 75-106 (1949)）。由伯胺和光气制备有机多异氰酸酯的方法已经多次被描述，参见例如G. Wegener等人, Applied Catalysis A: General 221 (2001), 第303 – 335页, Elsevier Science B.V.和Ullmanns Encyklopädie der technischen Chemie, 第4版 (1977), 第13卷, 第351至353页。

在制备量方面，MDI和TDI是世界上最大的多异氰酸酯产品。

MDI的现代工业大规模制备连续地进行，并且反应方式作为绝热光气化来进行，如描述在 EP 1 616 857 B2和EP 1 873 142 B1中。粗制MDI的后处理例如描述在US 5 136 087 (B)、EP 1 854 783 A2、EP 1 475 367 B1或EP 1 686 112 A1中。

TDI的连续制备在大规模工业中在气相中进行，如例如描述在EP-A-2 196 455、EP-A-0 289 840、EP-A-0 570 799、EP-B-1 935 875和EP-B-1 935 876中，或在液相中进行，如例如描述在EP 0 322 647 B1、WO 2013/139703 A1、EP 314 985 B1、EP 1 371 636 B1、EP 1 371 635 B1和EP 1 413 571 B1中。

MDI的前体是MDA。MDA又通过苯胺和甲醛的缩合来制备。苯胺通过硝基苯的氢化获得。硝基苯又通过苯的硝化形成，这是通过各个中间体制备MDI的石油化学基础。

MDA的连续或不连续的制备例如公开在EP 1 616 890 A1、US-A-5286760、EP-A-451442和WO-A-99/40059中。

苯胺以等温或绝热方式的连续制备在工业大规模中通常通过硝基苯的催化氢化实现，这如例如描述在GB 1 452 466 A1、EP 0 011 090 A1或EP 0 944 578 A2（等温方式）和EP 0 696 574 B1、EP 0 696 573 B1、EP 1 882 681 A1（绝热方式）。除了使用催化剂固定床的所提及的方法之外，还例如在DE 1114820 B、DE 1133394 B或WO 2008/034770 A1中描述了使用催化剂流化床的那些。

如今用于工业大规模制备硝基苯的常见方法基本上符合通过硫酸和硝酸的混合物进行苯的绝热硝化的概念，该混合物通常称为混合酸。这样的方法首次在US 2,256,999中要求保护，并且描述在例如EP 0 436 443 B1、EP 0 771 783 B1和US 6 562 247 B2中的如今实施方案中。还已知使用混合酸使苯硝化的等温方法，如例如描述在EP 0 156 199 B1中。

TDI的前体是TDA。TDA又通过二硝基甲苯（DNT）的氢化获得。DNT又通过甲苯的硝化产生，这是通过各个中间体制备TDI的石油化学基础。

TDA以等温和/或绝热方式的现代连续制备在工业大规模中通常通过DNT的催化氢化来进行，如例如在WO 2011/086050 A1及其中引用的参考文献中详述。

通过使用硝化酸（硝酸和硫酸的混合物）使苯硝化的二硝基甲苯制备已是多个出版物和专利申请的主题（Ullmanns Enzyklopedie der technischen Chemie, 第4版, 第17卷, 第391及以后各页, 1979, Verlag Chemie Weinheim / New York）。工业制备主要通过等温方式在硫酸作为催化剂存在下使用硝酸以连续方式进行，如例如描述在H. Hermann, J. Gebauer, P. Konieczny, "Industrial Nitration of Toluene to Dinitrotoluene", ACS-Symposium, 系列623, 234-249, 1996, 编辑L.F.Albright, R.V.C Carr, R.J. Schmitt。

在此对于聚碳酸酯的实例是聚碳酸酯及其初级产物，例如双酚A、双酚F和其它含羟基的前体。

本发明的另一主题是用于制备化学产物或化学组合物的设备，其包括下列设备段：

(I)用于执行至少一种底物，优选多种（特别是两种）底物的反应的反应器，

(II)用于从在反应器(I)中获得的产物混合物中除了至少一个包含与粗制产物分离的成分的次要料流之外回收粗制产物的后处理装置，和任选和优选的设备段(III)至(V)，

(III) 用于提纯在后处理装置(II)中获得的粗制产物以产生经提纯的最终产物并分离出至少一个包含与所述经提纯的最终产物分离的成分的次要料流的提纯装置，

(IV) 用于后处理在后处理装置(II)中获得的至少一个次要料流的后处理单元，

(V)用于后处理在提纯装置(III)中获得的至少一个次要料流的后处理单元，

其中这样设置所述设备，以使得在一个或多个设备段(I)至(V)（如果它们存在）停运时，不将所述至少一种底物进一步引入反应器(I)中，并且彼此独立地或同时地，在至少一个不涉及停运的设备段中，输出料流可再循环并用作各自的设备段或上游设备段的输入料流。这样设置所述设备，以使得“在一个或多个设备段(I)至(V)（如果它们存在）停运时，不将所述至少一种底物进一步引入反应器(I)中”在此理解为是指在停运设备段之前或与之同时中断底物供应，即在设定循环模式之前或与之同时，在至少一个不涉及停运的设备段中中断底物供应。在装置技术上，这可以以各种方式实现，例如通过安装工艺控制技术单元，其在一个或多个设备段停运时（在将一个或多个设备段设定为循环模式时）自动化中断底物供应。实现仅在中断底物供应时设定为循环模式的切断电路（Sperrschaltung）的设置同样可考虑。合适的软件和硬件产品是商业可购的并且是本领域技术人员已知的。任选必需的编程和匹配操作存在于本领域技术人员常见的日常操作中。在此可以理解，这些设备特别被设置为能够进行本发明的方法。所提及的设备段因此对应于本发明方法的步骤。因此，本发明方法的优点和效果也适用于本发明的设备。

在本发明设备的一个优选的实施方案中，可以彼此独立地或同时地在每个其它的不涉及中断的设备段中将输出料流再循环并再次用作各自的设备段或上游设备段的输入料流。

在一个优选的实施方案中，可以彼此独立地在每个其它的不涉及中断的设备段或反应器中将质量输出料流再循环并再次用作各自的设备段或反应器的质量输入料流。在一个替代性实施方案中，可同时地在每个其它的不涉及中断的设备段中将输出料流再循环并再次用作各自的设备段或上游设备段的输入料流。

优选地，本发明的设备包括用于提纯(III)化学产物或产物组合物的设备段。特别优选地，本发明的设备包括用于后处理由设备段(II)和(III)产生的次要料流的后处理单元(IV)和(V)。

通过停止m₁（和任选m₂；在n种底物i的情况中优选通过停止所有n个质量料流m_i），即至少一种底物进入反应器(I)中的质量流量（任选所有底物的质量流量），确保在如上所述用于一部分制备设备的检查、维护、修理和/或清洁目的而进行的或由（一种或多种）原材料和/或（一种或多种）辅助剂不足所引起的中断（一个或多个设备段的停运）的过程中，步骤(I)中的反应不进一步发生。

在此特别优选的是，在停止至少一种底物或任选的所有底物的供应时，如果是液相中的反应，则不中断溶剂的供应。由此可有利地实现：一方面可防止任选的副产物形成，另一方面例如不发生反应混合物的结块。因此可以有效地避免所需产物的污染、设备仪器例如管道、阀和泵的阻塞以及不符合规定的产品的形成。

此外，特别优选的是，在停止至少一种底物或任选的所有底物的供应时，如果是气相中的反应，则不中断惰性气体的供应。由此可有利地实现：一方面可防止任选的副产物形成，另一方面，例如避免设备仪器例如管道、阀和泵的阻塞以及不符合规定的产品的形成。

如果在此两个或更多个生产线或反应器线平行操作，则可以首先在一个生产线或反应器中根据本发明停运一个或多个设备段，并如果需要，就停运一个或多个相关设备段而言根据本发明相继地操作其它（一个或多个）生产线或反应器线。替代地，在本发明中，如果需要，也可以根据本发明的方法就停运本发明设备的一个或多个相关设备段而言同时或时间上接近地操作所有生产线或反应器线。

本发明的另一主题是在中断制备方法的过程中操作用于制备化学产物或产物组合物的设备的方法，所述设备包括下列设备段：

(I)用于执行至少一种底物，优选多种（特别是两种）底物的反应的反应器，

(II)用于从在反应器(I)中获得的产物混合物中除了至少一个包含与粗制产物分离的成分的次要料流之外回收粗制产物的后处理装置，和任选和优选的设备段(III)至(V)，

(III) 用于提纯在后处理装置(II)中获得的粗制产物以产生经提纯的最终产物并分离出至少一个包含与所述经提纯的最终产物分离的成分的次要料流的提纯装置，

(IV) 用于后处理在后处理装置(II)中获得的至少一个次要料流的后处理单元，

(V)用于后处理在提纯装置(III)中获得的至少一个次要料流的后处理单元，

所述方法包括下列步骤：

(i) 停止将至少一种底物，优选所有底物供应到反应器(I)中，

(ii) 这样运行至少一个设备段，以使得各自的设备段的输出料流用作这一设备段或上游设备段的输入料流；

(iii) 停运至少一个设备段。

步骤(ii)在此包括根据本发明第一主题的方法所涉及的措施。因此，参考本发明循环模式的上述措施，因此在此处不重新详细重复它们。待操作的设备也优选是根据本发明的设备。通过本发明方法因此也可以实现本发明的上述优点。

在一个优选的实施方案中，所述方法包括下列步骤：

(iv) 任选地打开在步骤(iii)中停运的至少一个设备段；

(v) 在步骤(iii)中停运的设备段中进行维护、清洁、检查和/或修理措施；

(vi) 任选地封闭和任选地惰性化来自步骤(v)的至少一个设备段；

(vii) 将来自步骤(vi)的至少一个设备段投入运行；

(viii) 开始将所述至少一种底物供应到反应器(I)中。

以此方式，提供可以最有效和节省时间以及避免废料地在用于制备化学化合物的设备上进行维护、检查、清洁、维护、检修和/或修理措施的方法。

在另一个优选的实施方案中，步骤(ii)特别地包括将各自的设备段的输出料流改道作为各自的设备段或上游设备段的质量输入料流。如根据本发明第一主题，还可以将两个设备段一起以循环方式运行。这既可以是指并联的也可以是指串联的设备段。

所附的附图应还更详细说明本发明：

图1展示了在常规操作中用于化学产物或化学组合物的生产设备：

两种底物1和2供应到反应器1000。所得的反应混合物3在后处理装置2000中例如分离成水相4、具有例如气体次要组分的气相5和含产物的有机相6。这可以例如在简单的相分离装置中发生。料流6在提纯装置3000中提纯以产生所需产物8，其中分离出次要组分7。3000可例如是蒸馏装置，其中低沸点次要组分7与产物8分离。

图2展示了本发明循环模式的一个可能的实施方案：

反应器1000应停运，以例如进行维护操作。为此，中断底物1和2的供应。在所示实施方案中，现在将蒸馏塔3000的底部排出物8引到相分离装置2000中并从那里再次引到蒸馏塔3000中。

图3展示了本发明循环模式的另一个可能的实施方案：

相分离装置 2000应停运，以例如进行维护操作。为此，中断底物1和2的供应。在所示实施方案中，反应器排出物3再循环到反应器1000中。同时蒸馏塔3000的底部排出物8再循环到其中。

图4展示了本发明循环模式的另一个可能的实施方案：

蒸馏塔3000应停运，以例如进行维护操作。为此，中断底物1和2的供应。在所示实施方案中，相分离装置 2000的有机物排出物6再循环到反应器1000中并从那里再循环到相分离装置 2000中。还存在于2000中的剩余量的水相排出或留在装置中。

通过本发明的方法得到下列优点：

i)提高生产率，因为设备的可用度提高，因为对于生产停工用于停止和重启设备所需的时间极大最小化，

ii)没有对于较大设备容量的投资成本，

iii)没有对于用于缓冲较长停工时间的较大最终产物罐的投资成本，

iv)避免必须额外提纯的过量的废料产物、废水和废气。这会在设备必须完全重新启动时产生，

v)在许多情况中节省能量，因为没有用于关断的设备段的重启所需的准备，例如加热原料和辅助剂或加热仪器等，

vi)在许多情况中，节省辅助剂，例如冷凝液和氮气，

vii)减少泵或压缩机的修理敏感性，因为当在停工时停止它们时，在每次重启时其滑环式密封件受损。因此避免后续修理，这又有利地作用于设备的生产率和维护成本。

在此，这些优点i)至vii)可以分别单独地或有利地组合着出现。

本发明的操作方式的成功对于本领域技术人员是出乎意料的，因为在为了原则上节省能源和为了能够专注于在生产停工中预期的维护措施，他们更大可能会趋向于停止整个设备，尤其是因为对于本发明的方法或本发明的设备，接受对于再循环管道包括在这些装置上的泵、改装件以及额外工艺控制技术的额外投资。

下面应借助实施例阐述本发明。

实施例

以ppm或%为单位的含量数据是基于各种物质（料流）的总质量计的质量含量。除非另外说明，分析值借助气相色谱法测定。

用于在试运转（eingefahren）的生产设备中制备硝基苯的通用条件

在50 t/h硝基苯的生产载荷下，将硫酸、硝酸、新鲜苯和返回苯料流计量加入硝化反应器中。使用5至10%过量的苯，基于硝酸计。在绝热反应方式下硝酸与苯完全反应生成硝基苯之后，将现在大约130°C热的反应产物供应到相分离装置中，其中反应混合物分离成有机相（= 粗制硝基苯，其含有硝基苯以及苯）和水相（= 废酸，其含有硫酸以及小含量的硝基苯和苯）。主要含硫酸的水相在蒸发器中通过突然的压降经受水的闪蒸，并以此方式浓缩。浓缩的硫酸在硫酸罐中储存以用于再次使用。在相分离装置中分离之后，将粗制硝基苯在粗制硝基苯冷却操作中冷却至大约50°C并供应至洗涤。将如此获得的基本上脱除硝基苯酚和盐的经提纯的粗制硝基苯料流再次加热并在蒸馏塔中脱除经顶部分离的水、苯和其它低沸物，由此获得干燥的纯硝基苯。蒸馏塔的冷凝的顶部产物供应到相分离装置，其中将该顶部产物分离成有机相（含苯）和水相。该有机相暂时储存在缓冲罐中并如前已述从那里再循环到硝化反应器的进料中用于反应。这种设备的电流消耗为大约890 kW/h。

以此方式制备的硝基苯通常具有大约99.96% (GC)的纯度、0.0028% (GC)的残留苯含量、0.0273% (GC)的1,3-二硝基苯含量和< 5 ppm (HPLC)的硝基苯酚含量。此外，该硝基苯具有0.0079% (根据Karl Fischer测定)的水含量。

对比例1: 具有完全停止设备、清洁措施和重新起动设备的生产设备短期停工

该设备的短期停工用于硝化区域中的清洁操作。为此，完全停止设备，即硝化、洗涤、蒸馏、酸性水后处理和碱性废水后处理。停止在清洁操作中的能量供应。在清洁操作后重新启动，其中必须预先惰性化、填充和加热整个设备。

进行设备的完全停止

首先，停止硝化：停止苯和硝酸的输入料流的计量泵。在原料苯和硝酸之后5分钟停止闪蒸器的蒸汽。循环硫酸继续流动1小时，直至所有有机物从由硝化器、相分离装置、闪蒸器和循环硫酸储备罐构成的硝化循环中排出。然后，100°C热的硫酸循环通过停止循环泵中断。硝化器、相分离装置和闪蒸器留在硫酸下。剩余的循环硫酸存在于硫酸储备罐中。硫酸的总存货为74吨。与循环泵同时地停止连着闪蒸器的真空泵并用氮气取消真空。现在硝化循环休眠。所需时间为2小时，不取消真空时1小时。

然后，通过中断将酸性废水从酸性水储备罐供入酸性水汽提器，停止酸性水后处理。停止送往酸性水汽提器的蒸汽和汽提器的底部泵。现在酸性水后处理休眠。所需时间为5分钟。

然后，通过中断将粗制硝基苯从粗制硝基苯罐供应至酸性洗涤，停止洗涤。通过停止在各次洗涤上游的粗制硝基苯的输送泵，停止通过酸性、碱性和中性洗涤的硝基苯路径。所述洗涤具有48°C的操作温度并保持充满粗制硝基苯。同时，通过关断各个泵而停止酸性、碱性和中性的洗涤水路径。所需时间为5分钟。

然后，通过中断粗制硝基苯的供入并取走送往蒸馏塔的蒸汽，停止蒸馏。然后立即通过停止底部泵中断产物排出并通过停止苯泵而停止塔顶处的循环。在停止真空苯和用氮气通风之后，蒸馏休眠。所需时间为5分钟。

最后，通过将热压力分解设为循环模式并停止送往压力分解的蒸汽，停止碱性废水后处理。同时，通过关断废水泵停止汽提器的碱性废水的供应和输出，并关闭送往汽提器的蒸汽。所需温度为5分钟。一旦循环水冷却至低于100°C，在10小时候停止热压力分解（TDZ）的循环模式。

完全停止在不冲洗和排空装置、泵和管道时持续总共2小时，当不考虑TDZ的停止（惰转）时。在现代自动化生产设备中，人员力量对于停止程序仅起次要作用。

进行清洁措施：

必须清除在粗制苯从相分离装置输出到粗制硝基罐（Nitrotank）时苯预热器中的堵塞：

首先，将相分离容器的水平面降低50%，从而没有有机物能够继续流到待清洁的苯预热器中。随后，将苯预热器通过安装在相分离装置和苯预热器之间的冲洗管套（Spülstutzen）用冷凝液冲洗1小时，以除去粗制硝基苯和痕量硫酸。将冲洗冷凝液引出至酸性洗涤。然后，苯预热器通过机械方式与输入口和输出口分开，且苯预热器中导致堵塞的黑色沉淀物用大量冷凝液使用另两个连着净化设备的洗涤管套冲洗除去。所需时间为3小时。在拆卸所有3个冲洗管套之后，安装苯预热器的输入口和输出口。为此的所需时间为2小时。然后，所涉管道多次加热并冷却，并在此过程中将凸缘接头通过新密封件拧紧。所需时间为2小时。

所涉清洁措施持续总共8小时。在现代自动化生产设备中，人员力量对于准备清洁措施，即部分排空设备、安装用于预清洁具有输入口和输出口的苯预热器的冲洗管套和随后用冷凝液预清洁起重要作用。在该情况下，额外的生产工作人员是必需的。用于清洁措施的拆卸和安装管道的工人和清洁人员本身同样是必需的。

进行设备的重新起动：

预先在整个生产设备中将真空泵投入运行。相分离装置和经清洁的苯预加热器用100 Nm³氮气惰性化。

首先，通过起动硝基苯泵将硝基苯从硝基苯罐向酸性洗涤的供应投入运行，起动洗涤。然后通过开启各个泵起动酸性、碱性和中性洗涤水路线。然后，通过开启各个洗涤上游的粗制硝基苯的输送泵，起动通过酸性、碱性和中性洗涤的粗制硝基苯路线。充满粗制硝基苯和洗涤水的洗涤装置为45°C并在起动生产设备之后缓慢地再次升温至48°C。

在通过供入3°t/h冷凝液将中性洗涤的最后阶段投入运行之后，通过向蒸馏塔中施加真空并将45°C热的粗制硝基苯从最后的中性洗涤送往蒸馏塔，起动蒸馏。然后起动该塔的底部泵并将粗制硝基苯送往粗制硝基苯罐。现在向蒸馏塔供入2 t/h 16 bar蒸汽并加热至170°C。在50°C下在塔顶，通过起动苯泵将循环投入运行。洗涤和蒸馏在4.5小时后对生产设备的重新启动作好准备。

与洗涤和蒸馏同时地，通过给料1 t/h 6 bar蒸汽用于加热酸性水汽提器并起动该汽提器的底部泵，起动酸性水后处理。随后，起动将酸性废水从酸性水储备罐向酸性水汽提器的供入。现在，酸性水后处理为重新启动生产设备作好准备。用于起动该酸性水汽提器包括借助气相色谱法分析该酸性废水的有机物的所需时间为1小时。

与洗涤和蒸馏同时地，通过向设为循环模式的热压力分解供入0.6 t/h 110 bar蒸汽以使循环水从85°C达到285°C，起动碱性废水后处理。在排出该碱性废水前2小时，向该汽提器供入 0.5 t/h 6 bar蒸汽并通过开启废水泵起动该汽提器的碱性废水的供应和输出。所需时间为8小时。

在洗涤和蒸馏为重新启动生产设备作好准备之前和在酸性水后处理以循环模式运行之后一个半小时，起动硫酸循环泵并使硫酸通过硝化器、相分离装置、闪蒸器和硫酸储备罐以循环方式流动。在闪蒸器中，起动真空并随后给料2.4 t/h 6 bar蒸汽，由此将循环硫酸加热至起始温度。这一程序持续1小时，直至冷却至93°C 的循环硫酸加热至100°C。

4.5小时后，洗涤和蒸馏为投入运行作好准备，且生产设备通过起动苯和硝酸泵而以50%的额定容量启动，这对应于25 t/h硝基苯的生产效率。1分钟后，反应产物到达相分离装置中，且酸性水汽提器设为排出酸性废水，且蒸馏的底部塔设为最终产物硝基苯的产物排出。在现代生产设备中自动化的生产设备至额定载荷的提升再次持续1小时。

用于停止和启动设备包括清洁措施的所需能量、辅助物和时间的评估：

用于该措施的所需总时间为15小时。这适用于存在足够人员且不出现技术困难的情况。用于清洁的所需时间本身为8小时。对于停止，需要2.5小时。启动持续4.5小时。

因此，总共损失775吨硝基苯产量。蒸汽消耗为4.4吨6 bar蒸汽、8吨16 bar蒸汽和4.8吨110 bar蒸汽。在启动该设备时和在该措施的过程中，不消耗蒸汽。氮气消耗对于停止而言为550 Nm³，且对于设备重新启动而言为100 Nm³。冷凝液消耗为15.5 m³（2 m³用于冲洗热交换器，且13.5 m³用于启动中性洗涤）。电流消耗为总共6130 kW。对于停止设备，对于TDZ需要1100 kW，对于硝化180 kW和对于洗涤445 kW。对于启动设备，对于洗涤需要4005 kW，对于循环硫酸泵400 kW。在清洁措施过程中，不消耗电流。

实施例1：具有不涉及清洁措施的设备段的循环模式、清洁措施和设备重新启动的生产设备短暂停工

设备的短期停工用于硝化区域中的清洁操作。为此，完全停止硝化区域并将其它设备段如洗涤、蒸馏、酸性和碱性废水后处理设为循环模式。仅在硝化区域中停止在清洁操作中的能量输入（真空保持待机）。在清洁操作后重新启动，其中仅必须完全惰性化、填充和加热硝化区域。

进行硝化的完全停止和将剩余设备段设为循环模式：

首先，通过将酸性废水向废水通道的排出借助汽提器的底部泵（其需要10 kW/h）设为返回酸性水储备罐中，将酸性水后处理设为循环模式。送往酸性水汽提器的蒸汽从1.2 t/h节流至0.7 t/h 6 bar蒸汽，且酸性水借助酸性水泵（其需要10 kW/h）从酸性水储备罐向酸性水汽提器的供入从20 m³减至13 m³。借助自动化在33秒内将酸性水后处理转换为循环模式。

然后，通过将热压力分解（TDZ）的碱性废水向废水通道的排出借助TDZ的高压泵（其需要55kW/h）设为返回碱性水储库中，将碱性废水后处理设为循环模式。送往压力分解的蒸汽从0.32 t/h节流至0.20 t/h 110 bar蒸汽，且碱性废水从碱性废水储库向TDZ的供入从4.0 m³减至2.5 m³。借助自动化在5分钟内将TDZ转换为循环模式，因为向TDZ供入的减少人工进行。

同时，通过中断将碱性废水排出到TDZ并借助汽提器的底部泵（其需要10 kW/h）将碱性废水设为返回废水罐，将碱性废水的汽提器设为循环模式。送往该碱性废水的汽提器的蒸汽从0.4 t/h节流至0.25 t/h 6 bar蒸汽，且碱性废水从废水罐向碱性废水的汽提罐的供入借助碱性废水的注射泵（其需要10 kW/h）从4 m³减至2.5 m³。借助自动化在27秒内将碱性废水的汽提器转换为循环模式。

然后，通过将最终产物硝基苯从硝基苯塔向硝基苯储备罐的排出借助该塔的底部泵（其需要24 kW/h）转换至粗制硝基苯罐，将洗涤和蒸馏设为循环模式。同时，将蒸气相分离装置的含苯的有机相通过自然输出引至粗制硝基苯罐。该蒸气相分离装置的水相通过酸性洗涤和酸性废水后处理处置。硝基苯塔的真空体系保持运行。通过将粗制硝基苯罐的内容物借助输送泵通过所有洗涤运回至硝基苯塔，建立循环模式。粗制硝基罐、酸性洗涤、碱性洗涤和3次中性洗涤分别具有输送泵，它们分别需要24 kW/h。粗制硝基苯向洗涤或蒸馏的供入从42 t/h减至27 t/h。送往硝基苯塔的蒸汽从2.5 t/h节流至1.6 t/h 16 bar蒸汽。用于中性洗涤的洗涤水从6.3 m³/h减至4.0 m³/h。借助自动化在5分钟内将洗涤和蒸馏转换为循环模式。

最后，通过停止苯和硝酸输入料流的计量泵，停止硝化。闪蒸器的蒸汽在原料苯和硝酸之后5分钟停止。循环硫酸继续流动1小时，直至所有有机物从由硝化器、相分离装置、闪蒸器和循环硫酸储备罐构成的硝化循环中排出。然后，将100°C热的硫酸循环通过停止循环泵而中断。硝化器、相分离装置和闪蒸器留在硫酸下。剩余的循环硫酸存在于硫酸储备罐中。与循环泵同时地停止连着闪蒸器的真空泵并用350 Nm³氮气取消真空。现在硝化循环休眠。用于停止的所需时间为2小时。

对清洁措施的准备（设定洗涤、蒸馏、碱性和酸性废水的循环模式和停止硝化）在不冲洗和排空装置、泵和管道的情况下持续总共2小时11分钟。

进行清洁措施：如实施例1中所述进行清洁措施。

进行设备的重新启动：

预先将用于闪蒸器的真空泵投入运行。相分离装置和经清洁的苯预加热器用100 Nm³氮气惰性化。通过起动硫酸循环泵并将硫酸通过硝化器、相分离装置、闪蒸器和硫酸储备罐以循环模式运行，通过启动硝化而开始将设备投入运行。在闪蒸器中，已经起动真空，并进料2.4 t/h 6 bar蒸汽，由此将循环硫酸加热至起始温度。这一程序持续1小时，直至冷却至93°C 的循环硫酸加热至100°C。现在通过起动苯和硝酸泵而以50%的额定容量开始硝化，这对应于25 t/h硝基苯的生产效率。1分钟后，反应产物到达相分离装置中，且酸性水汽提器设为排出酸性废水，且蒸馏的底部塔设为最终产物硝基苯的产物排出。同时，碱性废水后处理的汽提器设为排出至TDZ，且TDZ从循环模式设为排出到废水通道中。在现代生产设备中自动化的生产设备至额定载荷的提升再次持续1小时。

用于停止和从循环模式启动设备包括清洁措施的所需能量和时间的评估：

用于该措施的所需总时间为11小时12分钟。这特别地适用于存在足够人员且不出现技术困难的情况。用于清洁的所需时间本身为8小时。对于停止至循环模式，需要2小时11分钟。从循环模式启动需要1小时1分钟。

以此方式，总共损失585吨硝基苯产量。对于循环模式，蒸汽消耗为12吨6 bar蒸汽、13吨16 bar蒸汽和1.6吨110 bar蒸汽。在将该设备停止至循环模式时，不消耗蒸汽。氮气消耗对于停止至循环模式而言为350 Nm³，且对于设备从循环模式重新启动而言为100 Nm³。对于该措施，冷凝液消耗为47 m³（2 m³用于冲洗热交换器，且45 m³用于洗涤的启动和停止和循环模式）。电流消耗为总共8525 kW。对于停止设备消耗1943 kW，对于在清洁措施过程中的循环模式消耗5680 kW且对于启动设备消耗905 kW电流。

用于清洁措施的完全停止（对比例1）对比循环模式（实施例1）的结论：

作为完全停止（对比例1）对比根据本发明的循环模式（实施例2）的结论可以确定，电流和冷凝液的更多消耗通过少消耗氮气，但尤其是通过更高的设备可用度（这可通过更高的生产效率察觉）得以更多补偿。蒸汽消耗大致相同。对于清洗措施节省的时间为3小时48分钟，这对应于190吨硝基苯的改进的生产效率。

对比例2：具有完全停止设备、修理措施和重新启动设备的生产设备短暂停工

设备的短期停工用于洗涤中的修理措施：为此，完全停止设备，即硝化、洗涤和蒸馏。在修理措施过程中停止能量。在修理后重新启动，其中必须惰性化、填充和加热整个设备。

进行设备的完全停止：

如实施例1中所述停止该设备。当不考虑TDZ的停止（惰转）时，完全停止在不冲洗和排空装置、泵和管道的情况下又持续2小时。

进行修理措施：

密封在中性洗涤中不密封的管道：为此，将向下游洗涤装置的所涉管道用10 m³氮气空吹。然后用2 m³冷凝液冲洗并排空该管道。随后，替换该管道的损坏的密封件。该修理措施持续总共1.5小时。在现代自动化生产设备中，人员力量对于准备修理，即冲洗管道起重要作用。在该情况下，额外的生产工作人员是必需的。为了替换损坏的密封件的用于拆卸和安装管道的工人本身同样是必需的。

进行设备的重新起动：

预先在整个生产设备中将真空泵投入运行。

随后如对比例1中所述重新起动该设备。该设备在4.5小时后重新启动并可以提升至额定载荷。

用于停止和启动设备包括清洁措施的所需能量和时间的评估：

用于该措施的所需总时间8.5小时，因为存在足够人员且不出现技术困难。用于修理的所需时间本身为1.5小时。对于停止，需要2.5小时。启动持续4.5小时。因此，总共损失450吨硝基苯产量。蒸汽消耗为3.4吨6 bar蒸汽、8吨16 bar蒸汽和4.8吨110 bar蒸汽。在停止该设备时，不消耗蒸汽。总共需要610 Nm³氮气，其中550 Nm³用于停止且50 Nm³用于重新启动设备，另外的10 Nm³用于修理措施。

冷凝液的消耗为15.5 m³（2 m³用于冲洗管道，且13.5 m³用于启动中性冲洗）。电流消耗为总共5470 kW。对于停止设备，对于TDZ需要440 kW，对于硝化180 kW和对于洗涤445 kW。对于启动设备，对于洗涤需要4005 kW，对于循环硫酸泵400 kW。在修理措施过程中，不消耗电流。

实施例2：具有不涉及修理措施的设备段的循环模式、修理措施和重启设备的生产设备短暂停工

设备的短期停工用于硝基苯洗涤中的修理操作：为此，完全停止洗涤和蒸馏。其它设备段如硝化、酸性和碱性废水后处理设为循环模式。在修理措施过程中，仅在洗涤和蒸馏中停止在修理操作过程中的能量（真空保持待机）。在修理后重新启动。

进行洗涤和蒸馏的完全停止和将剩余设备段设为循环模式：

首先，通过将酸性废水向废水通道的排出借助汽提器的底部泵（其需要10 kW/h）设为返回酸性水储备罐中，将酸性水后处理设为循环模式。送往酸性水汽提器的蒸汽从1.2 t/h节流至0.7 t/h 6 bar蒸汽，且酸性水借助酸性水泵（其需要10 kW/h）从酸性水储备罐向酸性水汽提器的供入从20 m³减至13 m³。借助自动化在29秒内将酸性水后处理转换为循环模式。

然后，通过将热压力分解（TDZ）的碱性废水向废水通道的排出借助TDZ的高压泵（其需要55 kW/h）设为返回碱性水储库中，将碱性废水后处理设为循环模式。送往压力分解的蒸汽从0.32 t/h节流至0.20 t/h 110 bar蒸汽，且碱性废水从碱性废水储库向TDZ的供入从4.0 m³减至2.5 m³。借助自动化在5分钟内将TDZ转换为循环模式，因为向TDZ供入的减少人工进行。

同时，通过中断将碱性废水排出到TDZ并借助汽提器的底部泵（其需要10 kW/h）将碱性废水设为返回废水罐，将碱性废水的汽提器设为循环模式。送往该碱性废水的汽提器的蒸汽从0.4 t/h节流至0.25 t/h 6 bar蒸汽，且碱性废水从废水罐向碱性废水的汽提罐的供入借助碱性废水的注射泵（其需要10 kW/h）从4 m³减至2.5 m³。借助自动化在31秒内将碱性废水的汽提器转换为循环模式。

然后，停止送往硝化的原料。停止苯和硝酸输入料流的计量泵。循环硫酸在100°C下继续通过消化器、相分离装置、闪蒸器和循环硫酸储备罐以循环方式流动。在闪蒸器中，需要0.3 t/h 6 bar蒸汽。所需时间为1分钟。

最后，通过中断将粗制硝基苯从粗制硝基苯罐供应至酸性洗涤，停止洗涤。通过停止在各个洗涤上游的粗制硝基苯的输送泵，停止通过酸性、碱性和中性洗涤的硝基苯路径。所述洗涤为48°C并保持充满粗制硝基苯。同时，通过关断各个泵停止酸性、碱性和中性的洗涤水路径。所需时间为5分钟。

然后，通过中断粗制硝基苯的供入并取走送往蒸馏塔的蒸汽，停止蒸馏。然后立即通过停止底部泵中断产物排出并通过停止苯泵停止塔顶处的循环。真空泵继续运行。所需时间为5分钟。

为修理措施的准备（设定硝化和碱性和酸性废水后处理的循环模式和停止洗涤和蒸馏）在不冲洗和排空装置、泵和管道的情况下持续总共11分钟。

进行修理措施：

如对比例2中所述进行修理措施。所需时间又为1.5小时。在循环模式过程中的蒸汽消耗为1.6吨6 bar蒸汽和0.4吨 110 bar蒸汽。在循环模式中对于真空泵和硫酸循环泵的运行需要400 kW电流。

进行设备的重新启动：

首先，通过起动硝基苯泵将硝基苯从硝基苯罐向酸性洗涤的供应投入运行，起动洗涤。然后通过开启各个泵起动酸性、碱性和中性洗涤水路线。然后，通过开启各个洗涤上游的粗制硝基苯的输送泵，起动通过酸性、碱性和中性洗涤的粗制硝基苯路线。充满粗制硝基苯和洗涤水的洗涤装置为45°C并在起动生产设备之后缓慢地再次升温至48°C。

在通过供入3t/h冷凝液将中性洗涤的最后阶段投入运行之后，通过将45°C热的粗制硝基苯从最后的中性洗涤送往蒸馏塔，起动蒸馏。然后起动该塔的底部泵并将粗制硝基苯送往粗制硝基苯罐。现在向蒸馏塔供入2 t/h 16 bar蒸汽并加热至170°C。在50°C下在塔顶，通过起动苯泵将循环投入运行。洗涤和蒸馏在1小时后对生产设备的重新启动作好准备。

现在，通过起动苯和硝酸泵而以50%的额定容量开始硝化，这对应于25 t/h硝基苯的生产效率。1分钟后，反应产物到达相分离装置中，且酸性水汽提器设为排出酸性废水，且蒸馏的底部塔设为最终产物硝基苯的产物排出。同时，碱性废水后处理的汽提器设为排出至TDZ，且TDZ从循环模式设为排出到废水通道中。生产设备至额定载荷的提升再次持续1小时。

用于停止和从循环模式启动设备包括修理措施的所需能量和时间的评估：

用于该措施的所需总时间为3小时41分钟。用于修理的所需时间本身为1.5小时。对于停止至循环模式，需要11分钟。从循环模式启动需要1小时1分钟。

因此，总共损失165吨硝基苯产量。蒸汽消耗为1.6吨6 bar蒸汽、2吨16 bar蒸汽和0.8吨110 bar蒸汽。在将该设备停止至循环模式时，不消耗蒸汽。对于修理措施需要10 Nm³氮气，且对于设备重新启动需要另外50 Nm³氮气。冷凝液消耗为7 m³（2 m³用于冲洗管道，且5 m³用于启动和停止中性洗涤）。电流消耗为总共1593 kW。对于停止设备，对于硝化关机至循环模式消耗178 kW，对于在清洁措施过程中的循环模式消耗510 kW且对于启动设备消耗905 kW电流。

用于修理措施的完全停止（对比例2）对比循环模式（实施例2）的结论：

作为完全停止（对比例2）对比根据本发明的循环模式（实施例2）的结论可以确定，在循环模式时消耗更少量的蒸汽、电流、氮气和冷凝液，此外可通过更高生产效率觉察的设备的可用度明显更好。对于修理措施节省的时间为5小时48分钟，这对应于290吨硝基苯的改进的生产效率。

用于在试运转的生产设备中制备MDA的通用条件

在连续反应过程（步骤a)）中，将24.3 t/h原料苯胺（含90质量%苯胺）和9.9 t/h 32%甲醛水溶液（福尔马林）（苯胺与甲醛的摩尔比2.1:1）混合并在90°C和1.4 bar绝对下在搅拌的反应釜中完全反应产生缩醛胺。该反应釜配备有具有冷却循环泵的冷却器。离开该反应釜的反应混合物引入相分离装置（缩醛胺分离器）（步骤b)）。在相分离以除去水相后，在混合喷嘴中向有机相加入30%盐酸水溶液（质子化程度10%，即每摩尔氨基加入0.1摩尔HCl）并送入第一重排反应器中。重排反应在反应器级联中在45°C至165°C下进行（步骤c)）。在完全反应后，向所得反应混合物加入32%氢氧化钠溶液，其中氢氧化钠与HCl的摩尔比1.1:1，并且在中和搅拌容器中反应（步骤d)）。在此温度为115°C且绝对压力为1.4 bar。经中和的反应混合物随后在中和分离器中分成下部的水相（其引至废水收集容器）和有机相（步骤e)）。上部的有机相引至洗涤，并在搅拌的洗涤容器中用冷凝液和/或来自废水塔的侧料流的水（苯胺/水混合物）洗涤（步骤f)）。在洗涤水分离器中分离出该洗涤水（步骤g)）之后，将所得粗制MDA通过蒸馏脱除水和苯胺，由此产生17 t/h MDA作为底部产物（步骤h)）。

对比例3：将设备关机直至用于修理的完全停工和重新启动设备

首先，使实施例1的整个生产设备达到10 t/h MDA的生产载荷，以能够尽可能快速地用苯胺冲洗干净该设备，但也可以尽可能少地产生废料产物如苯胺、粗制MDA和废水，其均必须重新后处理。

通过停止送往缩醛胺反应器的甲醛输入料流，开始停止设备。为此，停止甲醛泵并将来自甲醛储备罐的甲醛路线用水冲洗10分钟除去甲醛。现在，将该设备的缩醛胺段用苯胺量稀释3小时，由此使剩余甲醛反应完产生缩醛胺并从缩醛胺反应器冲洗出去。 在冲洗操作过程中，提高苯胺量，以平衡现在不足量的缩醛胺，从而确保不变的质量流量并不必降低下游装置中的水平面。在停止福尔马林供应之后，不再产生反应热，且缩醛胺反应器冷却至67°C。3小时后，停止苯胺供应，停止冷却循环，且缩醛胺冷却器、缩醛胺泵和缩醛胺搅拌容器相继排空残余物进入缩醛胺分离器。缩醛胺釜中的压力在冲洗操作过程中为1.4 bar绝对。通过将冲洗苯胺和在苯胺上方的残余水送入第一重排反应器中，现在同样排空缩醛胺分离器的残余物。现在缩醛胺段休眠。该停止总共持续5小时。

然后，停止重排反应的反应器级联。在此，在开始停止所述设备的缩醛胺段之后2小时，就向反应器级联供入更多蒸汽，以补偿不再产生的反应热。该反应器级联中的温度保持为45°C至165°C。通过在开始排空缩醛胺分离器的残余物的时间点终止将30%盐酸水溶液计量加入到第一重排反应器上游的混合喷嘴中，开始停止该反应器级联。然后，该反应器级联的反应器相继排空至中和。当最后的重排罐变空时，停止蒸汽和真空。现在，重排反应的反应器级联休眠。该停止持续了总共3小时。

然后，通过将32%氢氧化钠溶液继续送入中和搅拌容器比来自重排反应的反应器级联的稀释的反应混合物更久10分钟，将中和停运。然后将中和搅拌容器和分离器的内容物排空残余物到碱性排出物容器中。绝对压力保持为1.4 bar。现在，该中和休眠。具有残余物排空的该停止操作持续2小时。

然后，通过首先关断送往搅拌的洗涤容器的冷凝液和/或来自废水塔的侧料流的水（苯胺/水混合物），将洗涤停运。停止洗涤容器的搅拌器，并将洗涤容器的内容物排空到洗涤水分离器中。该洗涤水分离器的内容物排空到蒸馏储库中。现在，洗涤休眠。该停止操作持续2小时。

最后，通过在从洗涤中排空残余物之后将整个蒸馏设为循环模式，停止蒸馏，其中存在于该蒸馏中的粗制MDA用来自苯胺储备罐的6 t/h苯胺稀释。停止送往蒸馏的蒸汽。该蒸馏在4小时内通过还存在的真空冷运转（kalt gefahren）。随后，停止真空并将整个蒸馏（蒸馏储库、热交换器、具有冷凝系统的预蒸馏塔、具有底部取料的MDA塔、蒸汽发生器）的内容排空至碱性排出物容器中。现在，该蒸馏休眠，其中该停止操作持续4小时。

在蒸馏的冷运转的过程中，通过首先将来自由废水收集容器、废水加热器和苯胺分离容器构成的废水萃取的苯胺/水混合物排空到废水罐中，将废水后处理停运。通过停止送往废水蒸馏的蒸汽并随后将废水蒸馏的内容物排空到废水罐中，停止由热交换器、具有冷凝系统的工艺废水蒸馏塔、工艺废水冷却器和工艺废水蒸馏塔的侧料流储库构成的废水蒸馏。

现在，整个MDA设备休眠，其在此刻也完全排空。通过将所有的设备压力保持装置停运，设备压力设为环境压力。再次打开所有设备段的残余物排空阀，以从设备中排出残余物质。具有排空所有装置、泵和管道的完全停止持续总共24小时。

消耗：消耗20 Nm³氮气用于消除真空，500 kW电流用于蒸馏的循环模式。此外，在重排反应的反应器级联中产生提高的蒸汽需求，其为5吨6 bar蒸汽和5 吨16 bar蒸汽。此外，产生10吨洗涤苯胺，其在用于缩醛胺反应之前必须后处理。

进行一天的维护措施

在洗涤容器中，必须替换损坏的搅拌单元。

为设备的重新投入运行作准备

在此，将所有设备段首先变为循环模式。通过将整个设备的所有循环都同时投入运行，开始重新起动设备。首先，将这些设备段用苯胺和/或辅助剂如HCl或NaOH填充。

填充缩醛胺段和设定循环模式：

首先，将苯胺储库用来自苯胺储备罐的新鲜苯胺填充。然后将空的缩醛胺反应器用苯胺填充，直至苯胺通过虹吸管溢出到缩醛胺分离器中。当缩醛胺分离器用苯胺填充至一半时，停止送往缩醛胺反应器的苯胺料流，并借助缩醛胺分离器的泵执行缩醛胺循环模式。现在将4 t/h苯胺以循环方式从缩醛胺分离器泵送经过缩醛胺反应器。所需时间：3小时。

填充重排反应的反应器级联并设定循环模式：

第一重排反应器用来自苯胺储备罐的新鲜苯胺填充直至60%的水平面。然后停止苯胺料流并将第一重排反应器用24 t/h新鲜苯胺借助排出泵以循环方式泵送。反应器级联的剩余的重排反应器从酸性排出物容器用由苯胺、盐酸和痕量粗MDA构成的混合物填充，并将重排循环模式借助重排反应器的泵从最后的重排反应器执行至第二重排反应器。现在，10 t/h来自酸性排出物容器的混合物以循环方式泵送，并用蒸汽加热至100°C。剩余的15吨来自酸性排出物容器的混合物必须稍后在运行的生产中混入，但这表示最终产物的2环含量（2-kerngehalt）的波动。所需时间：8小时。

对中和进行填充并设定循环模式：

2吨来自氢氧化钠溶液储备罐的32%氢氧化钠溶液和8吨来自冷凝液储备罐的冷凝液送入中和搅拌容器中。现在中和搅拌容器是经填充的，并将2吨经稀释的氢氧化钠溶液通过虹吸管输出到中和分离器中。通过将经稀释的氢氧化钠溶液从中和分离器泵送至中和搅拌容器中，借助中和分离器的泵执行循环模式。现在，将4 t/h经稀释的氢氧化钠溶液以循环方式从中和分离器泵送经过中和搅拌容器。所需时间： 4小时。

不对洗涤进行填充且也不设为循环模式：

洗涤的搅拌容器和与其相连的分离器保持为空的，直至设备启动。

对蒸馏进行填充并设定循环模式：

蒸馏储库用来自苯胺储备罐的新鲜苯胺填充直至60%的填充水平面。然后从蒸馏储库中将由热交换器、具有冷凝系统的预蒸馏塔、具有底部取料的MDA塔和蒸汽发生器构成的整个蒸馏用新鲜苯胺填充，停止新鲜苯胺并将10 t/h新鲜苯胺通过预蒸馏塔和MDA塔以循环方式运行。随后，将蒸馏的真空投入运行，并将整个蒸馏用蒸汽加热至100°C。所需时间：5小时。

对废水后处理进行填充并设定循环模式：

将废水从废水罐泵送到废水收集容器中。现在将废水从废水收集容器输送到废水加热器和苯胺分离容器中。现在将来自苯胺储备罐的新鲜苯胺加料到废水加热器上，随后将废水加热器加热至90°C并将新鲜苯胺和废水的混合物从该废水加热器通过苯胺分离容器和废水收集容器以循环方式运行。废水蒸馏处于停运直至启动该设备。所需时间：5小时。

总共需要15小时，以使整个装置如所述那样呈循环模式，因为并行地填充该设备的段。为此，需要50吨16 bar蒸汽和9500 kW电流以使发动机运行。

使设备重新投入运行

如为设备重新投入运行的准备中所述，该设备在各个运行区段中以循环方式运行，即其被加热，搅拌器运行，在所需区域中存在氮气的覆盖压力和真空。原料和辅助剂已作好准备。

启动具有真空系统的蒸馏：

具有真空系统的蒸馏处于循环模式。预蒸馏塔和MDA塔的真空系统投入运行，并设定为120 mbar绝对。然后打开16 bar蒸汽（消耗：40吨）送往预蒸馏塔，以及110 bar蒸汽（消耗：10吨）送往MDA塔，并将这些塔加热。预蒸馏塔中的温度为190°C，MDA塔中的为225°C。用于蒸馏必需的苯胺在循环模式的时间内从苯胺储库供入蒸馏的泵送储库（Pumpenvorlage）中。蒸汽发生器处于运行。现在，蒸馏的运行区段已为容纳粗制MDA作好准备。所需时间：3小时。

缩醛胺反应的启动：

在蒸馏为容纳粗制MDA作好准备前30分钟，通过打开送往缩醛胺反应器的苯胺并在10分钟后起动福尔马林料流，开始制备缩醛胺。同时，打开90°C 热的有机相从缩醛胺分离器至重排反应第一反应器的路线并将第一重排反应器中的温度借助真空降至50°C。现在，可以开始用盐酸进行重排反应的酸性催化。在缩醛胺分离器中产生的缩醛胺水供应至废水后处理。现在，起动缩醛胺反应的运行区段，且缩醛胺溶液送往重排反应。所需时间：15分钟。

重排反应的启动：

在盐酸料流投入运行并且达到第一重排反应器中的温度之后，将其它重排反应器和反应器级联的停留时间塔（Verweilzeitturm）加热至60°C直至最后的反应器至165°C（消耗：60吨16 bar蒸汽）。现在，起动重排反应的运行区段并然后将由MDA、苯胺和盐酸构成的缩合溶液（粗制MDA）中和。所需时间：10分钟。

中和的启动：

通过将氢氧化钠溶液和洗涤水送往中和搅拌容器，将氢氧化钠计量加入单元投入运行。10分钟后，打开来自重排反应的酸性缩合溶液的路线。现在，起动中和的运行区段，且可以洗涤粗制MDA。所需时间：10分钟。

洗涤的启动：

116°C热的经中和的粗制MDA到达MDA洗涤器并用冷凝液洗涤。起动由冷凝液和/或工艺废水塔的侧料流构成的洗涤水加入。现在，起动洗涤的运行区段。粗制MDA离开相分离装置并送往蒸馏。所需时间：5分钟。

废水后处理的启动：

一旦中和和洗涤运行，通过将废水萃取和废水蒸馏投入运行，起动废水后处理。为此，将由前述工艺步骤（中和、洗涤和蒸馏）产生且到达废水收集容器中的废水借助泵通过工艺废水加热器送到苯胺分离容器中。经萃取的废水从那里送往废水蒸馏。用20吨6 bar蒸汽将废水蒸馏加热至107°C，且废水离开生产设备。所需时间：2小时。

整个MDA设备现在以10 t/h MDA的减小的载荷运行，且现在可以提升至所需目标产量。总共需要10小时，以将整个设备如所述那样从循环模式投入运行并将第一最终产物排出到MDA罐中。为此，需要100吨16 bar蒸汽、10吨110 bar蒸汽和20吨6 bar蒸汽以及6315 kW电流用于使发动机器运行。

在此强制性需要的是，以减小的载荷启动生产设备，因为否则不够快地提供对于缩醛胺反应和重排反应、中和、洗涤和废水后处理和蒸馏的所需温度分布。这会导致不完全的反应、增加的副产物和不足的产物后处理。

结论：

对于整个生产停工（停止、措施和启动）的时间花费为73小时。

为此（停止、措施和启动）的能量消耗为15815 kW电流、105吨16 bar蒸汽、10吨110 bar蒸汽和25吨6 bar蒸汽。此外，20 Nm³氮气形式的辅助剂被消耗用于取消真空。

实施例3：使设备呈循环模式、在洗涤中修理、从循环模式中重新启动设备

首先，使整个生产设备如在对比例3中那样达到10 t/h MDA的最佳生产载荷，以此后使整个设备呈循环模式。

通过停止福尔马林向缩醛胺反应器的输入料流，开始将设备实际设定为循环模式。为此，停止甲醛泵并将来自甲醛储备罐的甲醛路线用水冲洗10分钟以除去甲醛。现在，将该设备的缩醛胺段用苯胺稀释30分钟，其中甲醛进一步反应完生成缩醛胺且并稀释该缩醛胺溶液。在冲洗操作过程中，提高苯胺量，以使得补偿现在不足的缩醛胺量，以确保不变的质量流量并不必降低下游装置中的水平面。在停止甲醛供应之后，不再产生反应热，且缩醛胺反应器冷却至67°C。3小时后，停止苯胺供应，并通过将用苯胺稀释的缩醛胺不经冷却地从缩醛胺反应器通过虹吸管泵送到缩醛胺分离器中并从那里以循环方式泵送返回至缩醛胺反应器，将设备的缩醛胺段设为循环模式。缩醛胺釜中的压力在该循环模式过程中保持为1.4 bar绝对。将该设备的缩醛胺段设为循环模式持续总共1小时。

然后，通过首先停止盐酸料流并然后停止缩醛胺料流，将重排反应的反应器级联设为循环模式。由MDA、苯胺和盐酸构成的缩合溶液此时可以不经加热从最后的重排反应器以循环方式泵送到第一重排反应器中且通过反应器级联。将设备的重排段设为循环模式持续总共1小时。

然后，通过首先停止来自重排反应的酸性缩合溶液并在10分钟后停止32%的氢氧化钠溶液和洗涤水，将中和设为循环模式。然后，将中和分离器的内容物借助循环泵从中和分离器泵送到中和搅拌容器中通过虹吸管泵送返回到中和分离器中。因此循环模式休眠。中和中的绝对压力保持为1.4 bar绝对。将设备的中和段设为循环模式持续总共40分钟。

然后，通过关断送往搅拌的洗涤容器的由冷凝液构成的洗涤水加入，停止洗涤。停止该洗涤容器的搅拌器。为了准备洗涤中的修理措施，将洗涤容器的内容物排空到洗涤水分离器中。洗涤水分离器的内容物排空到蒸馏储库中。现在洗涤休眠。停止操作持续2小时。

最后，通过在洗涤的残余物排空之后将蒸馏中存在的粗制MDA用6 t/h来自苯胺储备罐的苯胺稀释，将蒸馏设为循环模式。粗制MDA不再进入蒸馏的泵送储库中。MDA塔的底部输出物通过蒸汽发生器和热交换器设为返回到蒸馏的泵送储库，并因此以循环方式运行通过泵送储库、热交换器、预蒸馏塔且返回到MDA塔的底部。现在，可以停止送往预蒸馏塔和MDA塔的蒸汽。随后，可以停止这两个塔的真空系统。将该设备的蒸馏段设为循环模式持续总共3小时。

最后，当不再产生工艺用水时，将废水后处理设为循环模式。通过将苯胺分离容器的输出物设置到废水收集容器上并借助泵通过工艺废水加热器以循环方式泵送到苯胺分离容器中，将由废水收集容器、废水加热器和苯胺分离容器构成的废水萃取设为循环模式。该循环模式可不经加热在不定时间内运行。通过停止送往塔的蒸汽，停止由热交换器、具有冷凝系统的工艺废水蒸馏塔、工艺废水冷却器和工艺废水蒸馏塔的侧料流储库构成的废水蒸馏。在此不安排该废水蒸馏的循环模式。

现在，除了洗涤外的整个MDA设备以循环模式运行。该循环模式的设定要求6小时。

消耗：20 Nm³氮气用于取消真空，3825 kW电流用于使该设备呈循环模式，在蒸馏中产生10吨冲洗苯胺，其在用于缩醛胺反应中之前必须后处理。

进行一天的维护措施

在洗涤容器上，必须更换损坏的观察窗和漏的密封件。对于在该措施过程中的循环模式，需要15300 kW电流。仅消耗少量蒸汽，以将该循环保持温度（12吨16 bar蒸汽）。

为设备的重新投入运行作准备

不需要为设备的重新投入运行作准备，因为所有设备段已经以循环模式运行。因此，也不需要用苯胺和/或辅助剂如盐酸或氢氧化钠溶液填充设备段。

设备的重新投入运行

如之前在为设备的重新投入运行作准备中所述那样，设备在各个运行区段中以循环方式运行。原料和辅助剂已作好准备，设备段已加热，搅拌器已处于运行，在所需区域中已经存在氮气的覆盖压力，并且同样已经存在真空。

如在对比例3中所述那样进行设备的重新投入运行。整个MDA设备现在以10 t/h MDA的减小的载荷运行，并且现在可以提升至所需目标产量。总共再需要10小时，以如所述那样将整个设备从循环模式投入运行并将第一最终产物排出到MDA罐中。为此，同样需要100吨16 bar蒸汽、10吨110 bar蒸汽和20吨6 bar蒸汽以及6315 kW电流以使发动机运行。

用于整个操作（停止、执行措施和启动）的时间花费为40小时。因此，在380天/吨的额定载荷下产生相比于对比例3而言522.5吨MDA的额外产量。

用于整个操作（停止、措施和启动）的能量消耗包含25500 kW电流、112吨16 bar蒸汽、10吨110 bar蒸汽和25吨6 bar蒸汽以及用于取消真空的20 Nm³氮气形式的辅助剂消耗。

结论：在具有循环模式的本发明实施例3中，消耗比在如对比例3中完全停止设备的情况中多7吨16 bar的蒸汽和9685 kW的电流。但是，对此产生极大改进的设备生产率，因为由于较少的用于整个操作（停止、措施和启动）的所需时间可以生产多大于500吨的MDA。