硝基苯是化學工業(yè)中的重要中間體，其特別是苯胺制備以及因此二苯基甲烷系列的二-和多異氰酸酯和基于其的聚氨酯的制備所需的。

苯用硝酸硝化以產生粗制硝基苯已經是許多出版物和專利申請的主題?，F(xiàn)今常見的方法基本對應于用硫酸和硝酸的混合物（這通常被稱作混合酸）將苯絕熱硝化的概念。這種方法最早在US 2,256,999中要求保護，并描述在例如EP 0 436 443 B1、EP 0 771 783 B1和US 6 562 247 B2的當前的實施方案中。使用絕熱反應方式的方法的特征特別是在于不采取技術措施向反應混合物供熱或從中排熱。

用混合酸硝化苯的等溫法也是已知的，如描述在例如EP 0 156 199 B1中。

不使用硫酸就能夠硝化苯的方法也是已知的，例如從US 2 739 174或US 3 780 116中。

原則上，用硝酸或氧化氮硝化苯的氣相法也是可行的，但由此可實現(xiàn)的收率目前仍低（EP 0 078 247 B1、EP 0 552 130 B1）。

所有這些方法的共同點在于，首先形成的反應產物是粗制硝基苯，其通常含有硝酸和– 如果用混合酸進行硝化 – 硫酸、水、苯作為雜質，和二硝基苯、苯的硝化氧化產物，尤其是硝化酚（硝基酚）作為有機雜質。該粗制硝基苯還可含有由作為雜質包含在所用苯中的化合物形成的有機化合物（WO 2008/148608 A1）。此外，粗制硝基苯通常還含有可能以溶解形式存在于酸殘留物或粗制硝基苯中的金屬鹽（DE 10 2007 059 513 A1）。這些雜質是不合意的，因為它們會不利地影響使用硝基苯的下游工藝，例如苯胺的制備。例如在US 6,288,289 B1、EP 1 593 654 A1、EP 1 816 117 B1和WO 2011/021057 A1中描述了包括洗滌和蒸餾階段的合適的后處理方法。

用于制備硝基苯的反應過程的品質因此一方面由粗產物中的不合意次要組分和雜質的含量定義，該次要組分和雜質由該反應的不適當進行形成。另一方面，反應過程的品質被定義為整個過程可以運行而沒有技術上的生產中斷或使得必須介入該過程的問題，并且避免或使原料的損失保持至少最小化。

這些問題例如會在硝化反應的啟動和/或停運中發(fā)生。此類問題可能例如是形成導致設備（硝化罐、熱交換器、導管等）中的結塊和堵塞的固體。另一缺點在于，如果在反應器或另一裝置段上或中必須進行檢查、保養(yǎng)、維修和清潔操作，必須定期總是切斷所有裝置段，因為工藝步驟相輔相成并因此始終相繼進行。因此，必須排空整個裝置，這造成相當大量的廢料。此外，必須耗費能量以使反應器和裝置段再次達到各自的運行溫度。由于裝置檢查、維修和清潔措施或出現(xiàn)的原材料或助劑短缺的此類生產停工，無論是計劃內還是計劃外的，都是對連續(xù)工作的裝置或連續(xù)工作的工藝的經濟運行具有顯著影響的頻發(fā)裝置狀態(tài)。

盡管所述現(xiàn)有技術方法成功地以高收率制備硝基苯并且最終產物的品質沒有損失，但僅描述了在正常運行狀態(tài)下的方法。沒有考慮由于裝置檢查、維修和清潔措施或例如原材料或助劑短缺的生產停工。同時，生產停工，無論是計劃內還是計劃外的，都是對連續(xù)工作的裝置的經濟運行具有顯著影響的頻發(fā)裝置狀態(tài)。

這樣的生產停工可以是預先計劃的檢查停工，其中為此該裝置停運，切斷能源供應并通常打開所有要檢查的裝置段并為了檢查而清潔。這樣的檢查可能花費一周或多周。在檢查結束后，封閉生產裝置，任選惰性化并提供助劑，并且在可供應相應的能源和原材料后，就再啟動。但是，生產停工不一定與反應器或該裝置中的另一設備的打開或另一機械干預相關聯(lián)，而是也可與由于各種其它原因，例如在原材料供應中斷時的生產裝置停運和重啟相關聯(lián)。在這樣的情況下，該裝置通常以部分負荷運行并在最壞的情況下，當物流供應鏈中斷時，必須停運。此外，對生產裝置中的保養(yǎng)、清潔或維修的要求可能迫使生產停工。當生產中斷最多一天時，通常被描述為硝基苯工藝中的短暫停工。所有這些生產停工在實踐中的特征在于，發(fā)生生產損失，并且在該裝置重啟時，例如在必須惰性化時，消耗氮氣，或在加熱該裝置或原料時，需要如蒸汽和電力之類的能量。

本領域技術人員知道，半連續(xù)或連續(xù)運行的工業(yè)方法無法從運行中的生產裝置即刻轉變到生產停工，而是必須預先以受控方式停運。發(fā)生事故時的裝置停機也是這種情況。為了能夠在生產停工后再生產，該裝置必須再次提升（hochgefahren）到生產停工前的工藝參數(shù)。必須加熱反應物和裝置，任選必須將裝置惰性化，并且將該裝置的反應物負荷逐漸增加到所需目標值。在這一啟動階段的過程中，因此進一步損失生產量并且必須耗費過多能量以使冷卻的裝置準備好啟動，然后將其在也觀察所有運行相關參數(shù)的情況下提升到所需目標值。

因此盼望一種制備硝基苯的方法，其中通過簡單措施就能夠在耗時、能量消耗、助劑和原材料消耗和/或廢物減少方面優(yōu)化硝基苯制備法的運行中的生產停工。這會帶來連續(xù)運行的方法或相應生產裝置的生產率或經濟可行性的不可忽視程度的改進。

已經發(fā)現(xiàn)，令人驚訝地，對于硝基苯制備法，當（以簡化形式表示并且不限于此）在短暫停工期間使許多裝置段盡可能處于“循環(huán)模式”（“待機”）以能夠在該措施后立即再重啟整個裝置時，實現(xiàn)這一目的。還已經發(fā)現(xiàn)，令人驚訝地，處于循環(huán)模式1小時至1天的裝置中的能量消耗有時小于完全停運該裝置一天然后再啟動時。借助不受短暫停工影響的裝置段中的有針對性的循環(huán)模式，實現(xiàn)仍有待下文更詳細闡釋的多種優(yōu)點。

本發(fā)明因此提供下列：

用于制備硝基苯的方法，優(yōu)選絕熱運行的用于制備硝基苯的方法，其包含步驟

(I) 在反應器中用在硫酸中的硝酸硝化苯以形成硝基苯，其中苯以質量流量m₁、硝酸以質量流量m₂、硫酸以質量流量m₃引入所述反應器；

(II) 在相分離設備中將來自步驟(I)的反應混合物進行相分離以成為含硫酸的水相和含硝基苯的有機相；和任選地（和優(yōu)選地），步驟(III)至(VII)：

(III) 通過在蒸發(fā)設備（所謂的“閃蒸器”）中蒸發(fā)水而濃縮步驟(II)中獲得的水相以產生具有提高的硫酸濃度的含硫酸的水相，且其中將濃縮的含硫酸的水相經硫酸罐再循環(huán)到步驟(I)并用作質量流量m₃的成分；

(IV) 在至少兩個階段中洗滌步驟(II)中獲得的含硝基苯的有機相并在各階段后分離出水相，其中在各階段中使用具有相分離單元的洗滌容器或洗滌容器和單獨的相分離設備，

(V) 在蒸餾設備中蒸餾，優(yōu)選精餾在步驟(IV)的最后一個階段中獲得的含硝基苯的有機相，

(VI) 后處理來自步驟(IV)的第一洗滌階段的廢水，包括將廢水收集在廢水收集容器中和在蒸餾或汽提設備中凈化這種廢水，

(VII) 后處理來自步驟(IV)的第二洗滌階段的廢水，包括將廢水收集在廢水收集容器中和在蒸餾或汽提設備中凈化這種廢水，其中所述蒸餾或汽提設備的上游和/或下游可以連接熱壓力分解設備，其中

在來自步驟(I)至(VII)（如果進行它們）的一個或多個裝置段停運時，將質量流量m₁和質量流量m₂降至0并在尚未停運的至少一個裝置段中，所述輸出料流再用作各自裝置段或上游裝置段的輸入料流。

本發(fā)明進一步提供制備硝基苯的裝置，其仍待下文詳細描述并適用于實施本發(fā)明的方法。

最后，本發(fā)明提供運行硝基苯制備裝置的方法，其仍待下文詳細描述。

裝置段的“停運”是指其停工，以可以在該裝置段中進行檢查、維修、保養(yǎng)或清潔措施。本發(fā)明因此涉及可被描述為用于裝置段中的檢查、維修、清潔或保養(yǎng)目的或例如由于時間有限的原料或助劑短缺的“短暫停工”的這類生產停工。本發(fā)明能夠在這種措施的過程中不必停運整個生產裝置。相反，本發(fā)明能夠以所謂的“循環(huán)模式”運行不受檢查、維修、保養(yǎng)或清潔措施影響的裝置段或相應的工藝步驟。因此，該裝置的完全停運僅限于特殊（少有）情況，例如全面裝置檢查。根據(jù)本發(fā)明，術語“停運”因此包括，在存在m個在本發(fā)明的含義內的裝置段的情況下（在這方面，也參見下一段），其中m是自然數(shù)，最多m-1個這些裝置段停運。根據(jù)本發(fā)明，至少一個裝置段因此不“停運”（即“完全停工”）。本發(fā)明優(yōu)選涉及1至2個裝置段，更優(yōu)選1個裝置段停運的情況。因此，根據(jù)本發(fā)明，在一個裝置段（或多個裝置段，而非所有裝置段）停運的情況下，在每種情況下中斷進一步產物的形成（由于質量流量m₁和m₂降至0，因此不再能產生進一步的產物）。但是，根據(jù)本發(fā)明還包括來自步驟(I)的反應器以循環(huán)模式運行（在這方面，也參見下一段）并且在上述定義的含義內的另一裝置段停運的情況。

“循環(huán)模式”在本發(fā)明中被理解為是指來自一個裝置段的輸出料流用作這一裝置段或直接或間接（即在它們之間存在其它裝置段）連接在所涉裝置段上游的另一裝置段的輸入料流。在本文中，“裝置段”是指在通過本發(fā)明的方法制備硝基苯的裝置中與各步驟(I)至(V)（如果進行它們）對應的裝置段。

例如，來自步驟(I)的裝置段包含“一反應器”，其中這一術語還包括使用多個反應器（例如串聯(lián)的多個反應器的級聯(lián)）的實施方案（換言之，在這方面以及與其它裝置段的其它設備相關的詞語“一”應被視為不定冠詞并且不是指數(shù)詞“一個”）。并聯(lián)或串聯(lián)的反應器也是硝基苯制備的現(xiàn)有技術中已知的，并且也可以以特定尺寸和運行特性帶來優(yōu)點。一裝置段因此可包含多個，即不同設備（例如步驟(IV)中的洗滌容器和相分離設備）。來自步驟(II)的裝置段包含相分離設備，來自步驟(III)的裝置段包含蒸發(fā)設備，來自步驟(IV)的裝置段除用于各洗滌階段的粗制硝基苯罐外還包含洗滌容器（具有用于相分離的集成單元或其后接著單獨的相分離設備)，來自步驟(V)的裝置段包含蒸餾設備。會認識到，裝置段除上文明確詳述的設備外還可包含外圍設備，例如泵、熱交換器等。

也可經一裝置段的多個設備建立該循環(huán)模式。例如，來自一裝置段中串聯(lián)的多個設備的最后一個設備的輸出料流可用作這一裝置段中串聯(lián)的設備的第一設備的輸入料流。也可以僅對一裝置段的一部分設備使用循環(huán)模式，例如當來自一裝置段中串聯(lián)的多個設備的最后一個設備的輸出料流不是再循環(huán)到第一設備中而是再循環(huán)到這一裝置段的其它設備中時。

也可經多個裝置段建立該循環(huán)模式。例如，來自一裝置段的最后一個設備的輸出料流，例如在步驟(V)的蒸餾中獲得的硝基苯料流可用作上游裝置段的第一個設備，例如步驟(IV)中的洗滌的輸入料流，在這種情況下通過使來自舉例提到的蒸餾的輸出料流充當洗滌的輸入料流來建立循環(huán)模式。

通過m₁和m₂（即流入步驟(I)的反應器的苯和硝酸的質量流量）的停運，確保在如上所述為了制備裝置的一個區(qū)段的檢查、保養(yǎng)、維修和/或清潔而進行的或由（一種或多種）原材料和/或（一種或多種）助劑的短缺造成的中斷的過程中，步驟(I)中的反應不繼續(xù)發(fā)生。通過這一點和通過將來自至少一個未中斷步驟和相應裝置段的輸出料流用作各自步驟和相應裝置段或上游裝置段的輸入料流，確保這些步驟和相應裝置段各自“循環(huán)”運行。

下面描述本發(fā)明的方法的實施方案。它們可任意互相組合，除非從上下文中明確看出相反的意思。

本發(fā)明的方法的各個步驟優(yōu)選以連續(xù)工藝進行。

本發(fā)明的方法特別優(yōu)選還包含步驟(III)、(IV)、(V)、(VI)和(VII)。

整個硝基苯制備方法可以在概念上如下細分：

1.) 硝化反應（步驟(I)和相應裝置段）及相分離（步驟(II)和相應裝置段）和硫酸的濃縮（步驟(III)和相應裝置段），

2.) 洗滌（優(yōu)選酸性、堿性和中性洗滌；步驟(IV)和相應裝置段），

3.) 蒸餾（步驟(V)和相應裝置段），和

4.) 任選地（和優(yōu)選地），酸性廢水后處理（步驟(VI)和相應裝置段），和

5.) 任選地（和優(yōu)選地），堿性廢水后處理（步驟(VII)和相應裝置段）。

步驟(IV)優(yōu)選包含步驟

(IVa) 在至少一次酸性洗滌中洗滌步驟(II)中獲得的含硝基苯的有機相，然后將相分離成水相和含硝基苯的有機相（第一洗滌階段）；

(IVb) 在至少一次堿性洗滌中用選自氫氧化鈉、碳酸鈉和碳酸氫鈉的堿的水溶液洗滌步驟(IVa)中獲得的有機相，然后將相分離成水相和含硝基苯的有機相（第二洗滌階段）；

(IVc) 在至少一次中性洗滌，優(yōu)選兩至四次中性洗滌，更優(yōu)選兩至三次中性洗滌，最優(yōu)選兩次中性洗滌中用水洗滌步驟(IVb)中獲得的有機相，然后將相分離成水相和含硝基苯的有機相（第三洗滌階段）。

在一個優(yōu)選實施方案中，本發(fā)明的方法因此包含步驟

(I) 在反應器中用硝酸和硫酸的混合物硝化苯以形成硝基苯，其中將苯以質量流量m₁以及將硝酸（質量流量m₂）和硫酸（質量流量m₃）的混合物引入所述反應器；

(II) 在相分離設備中將來自步驟(I)的反應混合物進行相分離以成為水相和含硝基苯的有機相，

(III) 在蒸發(fā)設備中濃縮來自步驟(II)的含硫酸的水相以產生具有提高的硫酸濃度的含硫酸的水相，且其中將濃縮的含硫酸的水相經硫酸罐再循環(huán)到步驟(I)并用作質量流量m₃的成分；

(IV) 在至少兩個階段中洗滌步驟(II)中獲得的含硝基苯的有機相，其中在各階段中使用具有相分離單元的洗滌容器或洗滌容器和單獨的相分離設備，這包括

(IVa) 在至少一次洗滌，優(yōu)選一次至兩次洗滌，更優(yōu)選一次洗滌（所謂的“酸性洗滌”）中洗滌步驟(II)中獲得的含硝基苯的有機相，然后將相分離成水相和含硝基苯的有機相，

(IVb) 在至少一次堿性洗滌，優(yōu)選一次至兩次堿性洗滌，更優(yōu)選一次堿性洗滌中用選自氫氧化鈉、碳酸鈉和碳酸氫鈉的堿的水溶液洗滌步驟(IVa)中獲得的含硝基苯的有機相，然后將相分離成水相和含硝基苯的有機相，

(IVc) 在至少一次中性洗滌，優(yōu)選兩至四次中性洗滌，更優(yōu)選兩至三次中性洗滌，最優(yōu)選兩次中性洗滌中用水洗滌步驟(IVb)中獲得的含硝基苯的有機相，然后將相分離成水相和含硝基苯的有機相，

(V) 蒸餾，優(yōu)選精餾在步驟(IVc)中獲得的含硝基苯的有機相，以獲得經提純的硝基苯，

(VI) 后處理來自步驟(IVa)的廢水，包括將廢水收集在廢水收集容器中和在蒸餾或汽提設備中凈化這種廢水，和

(VII) 后處理來自步驟(IVb)的廢水，包括將廢水收集在廢水收集容器中和在蒸餾或汽提設備中凈化這種廢水，其中所述蒸餾或汽提設備的上游和/或下游可以連接熱壓力分解設備，

其中，如果來自步驟(I)至(VII)的一個或多個裝置段停運，將質量流量m₁和質量流量m₂降至0，并在尚未停運的至少一個裝置段中，所述輸出料流再用作各自裝置段或上游裝置段的輸入料流。

熱壓力分解在此被理解為是指后處理堿性廢水的方法，其中有機雜質在升高的壓力和升高的溫度的作用下分解。合適的方法是本領域技術人員已知的并描述在例如EP 1 593 654 B1中。在本發(fā)明中，尤其優(yōu)選將（任選在蒸餾或汽提設備中預處理的）堿性廢水在排除氧氣的情況下在50巴至350巴的絕對壓力下加熱到150℃至500℃的溫度。

附圖1顯示具有三個洗滌階段的實施方案（沒有任選的熱壓力分解），其中工藝料流在正常運行中：

苯(1)、硝酸(2)和硫酸(3)在反應器(1000)中轉化。這一步驟(I)的工藝產物料流4在相分離設備(2000)中分離成水相(5)和含硝基苯的有機相(7)（步驟(II)）?；居上×蛩針嫵傻乃?5)在蒸發(fā)設備(3000)中濃縮（步驟(III)）。由此獲得的濃縮的含硫酸的相經硫酸罐(4000)再循環(huán)到步驟(I)的反應器(1000)中并用作質量流量m₃的成分。步驟(II)中獲得的有機相(7)經粗制硝基苯罐(5000)供入各個洗滌階段（5010 –“酸性洗滌”；5020 – “堿性洗滌”；5030 – “中性洗滌”），其中為簡單起見沒有顯示供應的洗液料流。在此產生廢水料流8、10和12和洗滌過的含硝基苯的有機相13（步驟(IV)，其具有分步驟(IVa)、(IVb)和(IVc)）。有機相13在蒸餾設備(6000)中提純（步驟(V)），其中經塔頂取出低沸物（基本未轉化的苯）（料流15）和在塔底取出硝基苯（料流14）。在該低沸物分離后可接著進一步蒸餾提純階段（未顯示），其中經塔頂或作為側流取出料流14以分離出高沸點雜質。

來自第一洗滌階段(IVa)的廢水8經由廢水收集容器(7010)供入（料流16）提純設備(8010)，以獲得凈化的廢水（17）（步驟(VI)）。這一設備8010是蒸餾或汽提設備。來自第二洗滌階段(IVb)的廢水10經由廢水收集容器(7020)供入（料流18）提純設備(8020)，以獲得凈化的廢水（19）（步驟(VII)）。這一設備8020是蒸餾或汽提設備。如已經提到，設備8020的上游和/或下游可以連接熱壓力分解設備（未顯示在圖1中）。來自第三洗滌階段(IVc)的廢水12可以如現(xiàn)有技術中已知的那樣棄置或進一步使用（未顯示在圖1中）。

所述實施方案尤其涉及1小時至1天的生產短暫停工的情況。通過本發(fā)明的操作方式，生產裝置完全或部分在個別裝置段的循環(huán)模式下運行。在此特別優(yōu)選在每種情況下經硝基苯制備方法的上文指定的組成部分進行循環(huán)模式。這意味著(1) 硝化反應及相分離和硫酸濃縮，(2) 洗滌（酸性、堿性和中性洗滌），(3) 蒸餾和(4) 酸性廢水后處理和(5) 堿性廢水后處理各自以循環(huán)模式運行。

在此優(yōu)選的是，至少在步驟(IV)和(V)中，輸出料流再用作相應裝置段的輸入料流。這可包括，來自步驟(IV)的輸出料流也再用作這一步驟的輸入料流，并且在步驟(V)中以完全相同的方式操作。但是，或者，步驟(IV)和(V)也可以一起以循環(huán)模式運行，即來自步驟(IV)的輸出料流形成步驟(V)的輸入料流，且來自步驟(V)的輸出料流形成步驟(IV)的輸入料流。這一操作方式以示意性和高度簡化的形式顯示在圖2中。例如，通過使來自蒸餾的輸出物（硝基苯）進入粗制硝基苯罐（Rohnitrotank）并從此處經洗滌回到蒸餾，蒸餾可以與洗滌一起循環(huán)運行。

在此尤其優(yōu)選的是，如果在步驟(I)至(VII)的至少一個步驟中中斷該方法（即來自步驟(I)至(VII)的一個或多個裝置段停運）（其中步驟(IV)包含上述分步驟），每個其它的，即不受中斷影響的步驟(I)至(VII)中的輸出料流再用作各自裝置段的輸入料流。由此，特別有利地取得本發(fā)明的效果。

本發(fā)明進一步提供制備硝基苯的裝置，其包含裝置段：

(I) 用于用硝酸和硫酸的混合物硝化苯以形成硝基苯的反應器，

(II) 用于將在反應器(I)中獲得的反應混合物相分離成含硫酸的水相和含硝基苯的有機相的相分離設備，和任選地（和優(yōu)選地），裝置段(III)至(VII)：

(III) 用于濃縮所述含硫酸的水相的蒸發(fā)器(III.a)和用于容納濃縮的含硫酸的水相并將其供應給反應器(I)的硫酸儲罐(III.b)，

(IV) 每個洗滌階段的具有相分離單元的洗滌容器或每個洗滌階段的洗滌容器和單獨的相分離設備，其用于來自(II)的含硝基苯的有機相的至少兩階段洗滌，

(V) 用于提純來自(IV)的含硝基苯的有機相的蒸餾設備，

(VI) 用于收集和隨后凈化來自(IV)中的第一洗滌階段的廢水的廢水收集容器和蒸餾或汽提設備，

(VII) 用于收集和隨后凈化來自(IV)中的第二洗滌階段的廢水的廢水收集容器和蒸餾或汽提設備，在該蒸餾或汽提設備的上游和/或下游可連接熱壓力分解設備，

其中

配置所述裝置，以使如果一個或多個裝置段(I)至(VII)（如果它們存在）停運，不將苯和硝酸進一步引入反應器(I)，并且彼此獨立地或同時，在至少一個不受停運影響的裝置段中，所述輸出料流再循環(huán)并用作各自裝置段或上游裝置段的輸入料流。配置所述裝置以使“如果一個或多個裝置段(I)至(VII)（如果它們存在）停運，不將苯和硝酸進一步引入反應器(I)”應被理解為是指，在一裝置段停運之前或同時，中斷苯和硝酸的供應；即在至少一個不受停運影響的裝置段中建立循環(huán)模式之前或同時，中斷苯和硝酸的供應。就設備技術而言，這可以以各種方式實現(xiàn)，例如通過安裝在一個或多個裝置段停運時（在將一個或多個不停運的裝置段設置為循環(huán)模式時）自動中斷苯和硝酸供應的工藝控制單元。能夠僅在中斷苯和硝酸供應時設置為循環(huán)模式的阻隔電路（Sperrschaltung）的布置同樣可行。合適的軟件和硬件產品可商購并且是本領域技術人員已知的。任選必要的編程和適配操作在對本領域技術人員而言常規(guī)的例行工作內。

顯而易見的是，尤其配置這種裝置，以能夠在其中進行本發(fā)明的方法。因此，本發(fā)明的方法的優(yōu)點和效果也適用于本發(fā)明的裝置。

裝置段(IV)更優(yōu)選包含：

(IVa) 用于來自(II)的含硝基苯的有機相的洗滌和隨后相分離的具有相分離單元的洗滌容器或洗滌容器和單獨的相分離設備，

(IVb) 用于來自(IVa)的含硝基苯的有機相的洗滌和隨后相分離的具有相分離單元的洗滌容器或洗滌容器和單獨的相分離設備，

(IVc) 用于來自(IVb)的含硝基苯的有機相的洗滌和隨后相分離的具有相分離單元的洗滌容器或洗滌容器和單獨的相分離設備。

在此尤其優(yōu)選的是，彼此獨立地或同時，不受中斷影響的每個其它裝置段中的質量輸出流再循環(huán)并再用作各自裝置段或上游裝置段的質量輸入流。因此，在不受中斷影響的裝置段中，進行至少一種循環(huán)模式。

如果兩個或更多個硝化反應器線路應并聯(lián)運行，則可以首先以本發(fā)明的循環(huán)模式運行一個反應器線路并將其它反應器線路相繼設置為本發(fā)明的循環(huán)模式。但是，或者，在本發(fā)明中也可以將所有硝化反應器線路同時或基本同時轉變成本發(fā)明的循環(huán)模式。本發(fā)明的方法和裝置還包括3或4個反應器線路通往1或2個相分離設備、1或2個相分離設備通往2個閃蒸器、和任選從閃蒸器中流出的硫酸導入硫酸儲器的情況。從相分離設備流出的有機相可以例如在具有蒸餾的單線路洗滌中后處理。

下面列出各種循環(huán)模式的實例：

1.) 在由硝化器及硫酸循環(huán)泵、相分離器、具有真空泵和冷凝器的閃蒸器和硫酸儲器構成的硝化反應及相分離和硫酸濃縮中，同時停運苯料流和硝酸料流。然后可以借助硫酸循環(huán)泵在反應起始條件（優(yōu)選101℃）下將循環(huán)的硫酸經硝化器、相分離、閃蒸器（硫酸濃縮）泵入硫酸儲器并從此處循環(huán)地泵回硝化器幾小時。

2.) 在由粗制硝基苯罐和酸性、堿性和中性洗滌構成的洗滌中，中斷從相分離設備到粗制硝基苯罐的粗制硝基苯料流。然后可以將洗滌過的粗制硝基苯循環(huán)地從中性洗滌泵往粗制硝基苯罐、經過酸性洗滌和堿性洗滌并回到中性洗滌，這持續(xù)不定時間。洗水以逆流方式進入中性洗滌，經過堿性洗滌到堿性廢水后處理。在此過程中，將粗制硝基苯從粗制硝基苯罐到酸性洗滌的流量和洗水到中性洗滌的流量降至最小負荷。

3.) 在由熱交換器、具有最終產物硝基苯的塔底提取和自然循環(huán)蒸發(fā)器的硝基苯塔、具有真空泵的蒸氣冷凝器、蒸氣相分離設備和具有泵的回流苯儲器構成的蒸餾中，在已停運該反應后，在洗滌中不再出現(xiàn)粗制硝基苯。將來自硝基苯塔的塔底輸出物經熱交換器送回粗制硝基苯罐并因此循環(huán)經過所有洗滌和經過硝基苯塔。將所得蒸氣（苯和水）冷凝并在蒸氣相分離設備中分離成水相和有機相。同樣將含苯的有機相送往粗制硝基苯罐。該水相經酸性洗滌和酸性廢水后處理處置（真空系統(tǒng)保持運行）。該循環(huán)模式可運行不定時間。

4.) 在由廢水儲罐、熱交換器、具有冷凝系統(tǒng)的廢水蒸餾、廢水冷卻器和通往酸性洗滌的出口構成的酸性廢水后處理中，在硝化已停運后，不再出現(xiàn)酸性廢水。該廢水蒸餾可以用蒸汽運行不定時間，在這種情況下來自該廢水塔的塔底物中的酸性廢水以循環(huán)模式送往廢水儲罐并將所得蒸氣送往酸性洗滌。

5.) 在由廢水儲罐、熱交換器、具有冷凝系統(tǒng)的廢水蒸餾和通往熱壓力分解裝置（TDZ）的出口構成的堿性廢水后處理中，在堿性洗滌已停運后，不再出現(xiàn)堿性廢水。該廢水蒸餾可以用蒸汽運行不定時間，在這種情況下來自該廢水塔的塔底物中的堿性廢水以循環(huán)模式送往廢水儲罐并將所得蒸氣送往酸性洗滌。由具有高壓泵的廢水儲器、熱交換器、蒸汽加熱器、駐留管（Verweilzeitrohr）和冷卻器構成的TDZ可以用蒸汽運行不定時間，在這種情況下來自TDZ出口的堿性廢水以循環(huán)模式送往廢水儲器。

這些實例當然只是許多可能的循環(huán)模式的例子，其確切配置取決于在生產裝置中的具體情況，因此不能一概而論。但是，所有可行的循環(huán)模式的共有特征在于，當該裝置是單線路的硝基苯線路時，沒有產物離開該裝置。

如果兩個或更多個硝基苯反應器線路并聯(lián)運行，則當例如該裝置以部分負荷運行時，產物可以但不是必須離開該裝置。

本發(fā)明進一步提供運行硝基苯制備裝置的方法，其包含裝置段：

(I) 用于用硝酸和硫酸的混合物硝化苯以形成硝基苯的反應器，

(II) 用于將在反應器(I)中獲得的反應混合物相分離成含硫酸的水相和含硝基苯的有機相的相分離設備，和任選地（和優(yōu)選地），裝置段(III)至(VII)：

(III) 用于濃縮所述含硫酸的水相的蒸發(fā)器(III.a)和用于容納濃縮的含硫酸的水相并將其供應給反應器(I)的硫酸儲罐(III.b)，

(IV) 每個洗滌階段的具有相分離單元的洗滌容器或每個洗滌階段的洗滌容器和單獨的相分離設備，其用于來自(II)的含硝基苯的有機相的至少兩階段洗滌，裝置段(IV)更優(yōu)選包含上文指定的組成部分(IVa)、(IVb)和(IVc)，

(V) 用于提純來自(IV)的含硝基苯的有機相的蒸餾設備，

(VI) 用于收集和隨后凈化來自(IV)中的第一洗滌階段的廢水的廢水收集容器和蒸餾或汽提設備，

(VII) 用于收集和隨后凈化來自(IV)中的第二洗滌階段的廢水的廢水收集容器和蒸餾或汽提設備，在該蒸餾或汽提設備的上游和/或下游可連接熱壓力分解設備，

其中一個或多個裝置段(I)至(VII)（如果它們存在）的停運經下列步驟實現(xiàn)：

(i) 停止向反應器(I)供應苯和硝酸和任選的硫酸；

(ii) 運行至少一個裝置段，以使來自各自裝置段的輸出料流用作各自裝置段或上游裝置段的輸入料流（循環(huán)模式）；

(iii) 停運至少一個裝置段。

尤其優(yōu)選地，該裝置是用于制備硝基苯的本發(fā)明的裝置。

在一個優(yōu)選實施方案中，本發(fā)明的方法包含下列其它步驟：

(iv) 任選打開在步驟(iii)中停運的所述至少一個裝置段；

(v) 進行保養(yǎng)、清潔、檢查和/或維修措施；

(vi) 任選封閉和任選惰性化來自步驟(v)的所述至少一個裝置段；

(vii) 啟動來自步驟(vi)的所述至少一個裝置段；

(viii) 開始向反應器(I)供應苯和硝酸。

更優(yōu)選地，將尚未停止運行（停運）的每一裝置段切換成循環(huán)模式，因此有利地實現(xiàn)本發(fā)明的優(yōu)點和效果。

在本發(fā)明的裝置中，本發(fā)明的方法可以例如如下進行：

在第一步驟中，同時停運苯和硝酸的輸入料流。然后可以借助硫酸循環(huán)泵在反應起始條件（優(yōu)選101℃）下將循環(huán)的硫酸經硝化器、相分離、閃蒸器（硫酸濃縮）泵入硫酸儲器并從此處循環(huán)地泵回硝化器。

在第二步驟中，在將來自中性洗滌的洗滌過的粗制硝基苯送往粗制硝基苯罐、經過酸性洗滌和堿性洗滌并回到中性洗滌后，這些洗滌處于循環(huán)模式中。

在第三步驟中，蒸餾與洗滌一起處于循環(huán)模式中。

在第四步驟中，酸性廢水后處理處于循環(huán)模式中。

在第五步驟中，包含廢水塔和TDZ的堿性廢水后處理處于循環(huán)模式中。

將例如受保養(yǎng)措施影響的裝置段停運、排空、清潔并任選為即將采取的措施打開。然后進行保養(yǎng)措施并再封閉該裝置段、惰性化并裝載助劑和原料，并準備好啟動。

為了重新啟動該裝置，首先將酸性廢水后處理、伴隨蒸餾的洗滌、然后硝化投入運行。堿性廢水后處理按需要投入運行，因為其借助緩沖罐（廢水儲罐）與該裝置的其余部分解耦。

該裝置從循環(huán)模式中重啟可以例如如下進行：

1.) 在由廢水儲罐、熱交換器、具有冷凝系統(tǒng)的廢水蒸餾、廢水冷卻器和通往酸性洗滌的出口構成的酸性廢水后處理中，在硝化已停運后，酸性廢水再次出現(xiàn)。通過將來自該廢水塔的塔底物中的酸性廢水送往廢水導管，使該廢水蒸餾投入運行。

2.) 在由粗制硝基苯罐和酸性、堿性和中性洗滌構成的洗滌中，將來自粗制硝基苯罐的粗制硝基苯送入酸性洗滌，經過堿性洗滌到中性洗滌。將離開中性洗滌的粗制硝基苯送往蒸餾。洗水以逆流進入中性洗滌，經過堿性洗滌到堿性廢水后處理。在此過程中，將粗制硝基苯從粗制硝基苯罐到酸性洗滌的流量和洗水到中性洗滌的流量提高至啟動負荷。

3.) 在由熱交換器、具有最終產物硝基泵的塔底提取和自然循環(huán)蒸發(fā)器的硝基苯塔、具有真空泵的蒸氣冷凝器、蒸氣相分離設備和具有泵的回流苯儲器構成的蒸餾中，粗制硝基苯再次出現(xiàn)。將來自硝基苯塔的塔底輸出物經熱交換器送往最終產物罐。將所得蒸氣（苯和水）冷凝并在蒸氣相分離設備中分離成水相和有機相。將含苯的有機相送往回流苯罐。該水相繼續(xù)經酸性洗滌和酸性廢水后處理處置。

4.) 在由具有硫酸循環(huán)泵的硝化器、相分離設備、具有真空泵和冷凝器的閃蒸器和硫酸儲器構成的硝化反應及相分離和硫酸濃縮中，循環(huán)的硫酸繼續(xù)借助硫酸循環(huán)泵在反應起始條件（優(yōu)選101℃）下經硝化器、相分離和閃蒸器（硫酸濃縮）回到硫酸儲器中。同時，接通苯料流和硝酸料流。將在相分離設備中獲得的粗制硝基苯供入粗制硝基苯罐。

5.) 在由廢水儲罐、熱交換器、具有冷凝系統(tǒng)的廢水蒸餾和通往熱壓力分解裝置（TDZ）的出口構成的堿性廢水后處理中，在堿性洗滌已啟動后，堿性廢水再次出現(xiàn)。將來自該廢水塔的塔底物中的堿性廢水送往TDZ，且所得蒸氣繼續(xù)送往酸性洗滌?，F(xiàn)在，向由具有高壓泵的廢水儲器、熱交換器、蒸汽加熱器、駐留管和冷卻器構成的TDZ裝載汽提過的堿性廢水并將來自TDZ的輸出物送往廢水導管。

整個硝基苯裝置現(xiàn)在以降低的負荷（啟動負荷）運行，并且現(xiàn)在提升到所需目標產量。

在此特別優(yōu)選以降低的負荷運轉該生產裝置，因為否則不能足夠快地提供硝化、洗滌、廢水后處理和蒸餾所需的溫度分布，這會導致不完全硝化及增加的副產物和變困難的后處理條件。

例如對于硝化反應及相分離和硫酸濃縮、洗滌（粗制硝基苯罐、酸性、堿性和中性洗滌）、蒸餾和酸性廢水后處理和堿性廢水后處理，可以如下切換至循環(huán)模式：

通過停止向硝化反應器供應苯進料和硝酸進料，整個裝置在第一步驟（步驟a））中停運。循環(huán)的硫酸繼續(xù)運行，將仍在硝化反應器中形成的粗制硝基苯沖入相分離設備。相在此分離，并將殘留的粗制硝基苯排放到粗制硝基苯罐。在閃蒸器中，從循環(huán)的硫酸中脫除殘留有機物并借助蒸汽保持在起始溫度（大約101℃）。

此后在步驟b)中，將洗滌切換至循環(huán)模式，其中將粗制硝基苯料流和洗水料流設定為最小負荷。

在隨后的步驟c)中，在保持真空下將蒸餾切換至循環(huán)模式。

在步驟d)中，在已停運該反應后，將酸性廢水后處理切換至循環(huán)模式。

在步驟e)中，在來自步驟b)的洗滌已停運后，將堿性廢水后處理（包括TDZ）切換至循環(huán)模式。

在步驟f)中，受短暫停工影響的裝置段短暫停運，并實施短暫停工措施。

在步驟g)中，受短暫停工影響的裝置段準備好再次運行。

隨后在步驟h)中，整個裝置從循環(huán)模式中再次運轉，然后達到所需目標負荷。

本發(fā)明的方法產生下列優(yōu)點：

i) 由于將用于生產停工的該裝置停運和重啟所花費的時間極大地降至最低，該裝置的利用率提高，因此生產率提高。

ii) 不存在用于更大裝置容量的資本成本和相關的維護成本。

iii) 可以使用更小的最終產物罐，因為需要的緩沖容量較小。因此，也帶來最終產物罐的較低資本成本和維護成本。

iv) 在許多情況下，由于不需要重啟對于停運的裝置段的所需準備，如助劑和原料的加熱或設備等的加熱，節(jié)省能量。

v) 節(jié)省助劑，如蒸汽冷凝液和氮氣。

vi) 泵（尤其是在硝化區(qū)中）和真空泵的維修易感性的改進，因為當在停工的情況下停運它們時，其滑環(huán)密封件在泵每次重啟時受損。因此，避免隨后的維修，這又對該裝置的生產率和維護成本具有正面影響。

vii) 避免多余的廢物，例如過量苯、過量硝酸或硝酸/硫酸混合物、苯的硝化氧化產物和與粗產物、廢水的混合物，它們另外必須提純并且在該裝置必須完全重新啟動時產生。

本發(fā)明的操作方式的成功令本領域技術人員感到驚訝，因為為了原則上節(jié)省能量和能夠專注于在生產停工中即將采取的保養(yǎng)措施，技術人員更可能停運整個裝置，尤其是因為對于本發(fā)明的方法和本發(fā)明的裝置，接受用于再循環(huán)管路（包括泵）、設備改造和附加工藝控制技術的附加資本成本。

下面通過實施例闡述本發(fā)明。

實施例

以ppm或%計的含量數(shù)值是基于各自的材料/料流的總質量計的質量含量。除非另行指明，分析值已借助氣相色譜法測定。

用于在"試運行（eingefahren）"生產裝置中制備硝基苯的一般條件

在50 t/h硝基苯的生產負荷下，將硫酸料流、硝酸料流、新鮮苯料流和回流苯料流計量加入到硝化反應器中?；谙跛嵊嫞褂?%至10%過量的苯。在硝酸與苯在絕熱反應方式下完全轉化產生硝基苯后，將現(xiàn)在大約130℃熱的反應產物供入相分離設備，在此將反應產物分離成有機相（= 粗制硝基苯，除硝基苯外還含有苯）和水相（= 廢酸，除硫酸外還含有小含量的硝基苯和苯）。在蒸發(fā)器中通過突然降壓對主要包含硫酸的水相施以水的閃蒸并由此濃縮。將濃縮的硫酸儲存在硫酸罐中以再使用。在相分離設備中分離后，粗制硝基苯在粗制硝基苯冷卻中冷卻至大約50℃并送往洗滌操作。這種洗滌包含酸性洗滌階段、堿性洗滌階段和中性洗滌階段。

由此獲得的已基本脫除硝基酚和鹽的經提純的粗制硝基苯的料流再加熱，并在蒸餾塔中脫除水、苯和其它低沸物（它們從塔頂分離出）以獲得干燥的純硝基苯。將來自蒸餾塔的冷凝的塔頂產物供入相分離設備，在此該塔頂產物分離成有機相（包含苯）和水相。有機相暫時儲存在緩沖罐中，并如上文已經描述的那樣從此處送回硝化反應器的進料中以供反應。這樣的裝置的電流消耗為大約890 kW/h。

在堿性洗滌中獲得的廢水如下進行后處理：

將來自堿性洗滌的廢水送往沉降槽，在此分離出未溶解的苯和硝基苯。將3.5噸/小時的具有2870 ppm的硝基苯含量、409 ppm的苯含量和11809 ppm的硝基酚含量和12.8的pH值（與堿性洗滌之前的起始硝基酚含量相比，1.8%的NaOH過量）的堿性廢水送入汽提塔，以通過用水蒸氣的汽提經塔頂從這種堿性廢水中除去苯和硝基苯。為此，使用500千克/小時的6巴蒸汽。該塔頂部的壓力為1.05巴（絕對），且溫度為99.5℃。該汽提塔的頂部配有垂直冷凝器，在此冷凝出含苯和硝基苯的蒸氣，然后再循環(huán)到酸性洗滌中。來自汽提塔的99℃熱的濕廢氣直接連到冷凝器上并噴灑來自酸水罐的30℃熱的酸性水。這防止在使用從冷凝器中單獨導出該廢氣的傳統(tǒng)廢氣導管時在該廢氣導管的干燥區(qū)中可形成的硝酸銨和/或亞硝酸銨的可能沉積（所提到的銨鹽可能由堿性廢水中存在的氨和氧化氮形成）。將該酸性水與冷凝的蒸氣一起供入酸性洗滌。可以例如借助冗余的安全裝置監(jiān)測汽提塔的故障。在汽提后，獲得含有僅最多10 ppm的濃度的苯和最多10 ppm的濃度的硝基苯的堿性廢水。隨后，由此處理過的堿性廢水在熱壓力分解裝置中在20分鐘停留時間、290℃的溫度和90巴的絕對壓力下處理。將在此生成的廢水冷卻至80℃。此后，該廢水用直接蒸汽汽提。在來自汽提塔的塔底物中，在1.02巴的絕對壓力下獲得4.0噸/小時的料流，其基本含有水、氨、二氧化碳和有機物。將該塔頂產物冷凝并冷卻至35℃。從該冷凝物中排出有機物的清除料流。將0.25噸/小時的脫除有機物的含水冷凝物料流作為回流再循環(huán)到汽提塔中。送往生物污水凈化裝置的所得廢水中的有機物含量為4726 ppm。該廢水中的銨含量小于87 ppm。在來自汽提塔的廢氣區(qū)中完全沒有沉積物的問題。

由此制備的硝基苯通常具有大約99.96%的純度（GC）、0.0028%的殘留苯含量（GC）、0.0273%的1,3-二硝基苯含量（GC）和< 5 ppm的硝基酚含量（HPLC）。此外，硝基苯具有0.0079%的水含量（根據(jù)Karl Fischer測定）。

實施例1（對比例）: 在完全停運該裝置下的生產裝置短暫停工、清潔措施和該裝置的重新啟動

該裝置的短暫停工用于進行硝化區(qū)中的清潔操作。為此，該裝置完全停運，即硝化、洗滌、蒸餾、酸性水后處理和堿性廢水后處理。在清潔操作期間切斷能量供應。在清潔操作后重新啟動，其中必須預先惰性化、填充和加熱整個裝置。

完全停運該裝置的程序：

首先，停運硝化：停運苯和硝酸的輸入料流的計量泵。在苯和硝酸原材料后5分鐘，停運來自閃蒸器的蒸汽。硫酸的循環(huán)繼續(xù)運行1小時直至從由硝化器、相分離設備、閃蒸器和循環(huán)硫酸儲罐構成的硝化循環(huán)中排出所有有機物。然后通過停運循環(huán)泵，中斷100℃熱的硫酸循環(huán)。硝化器、相分離設備和閃蒸器留在硫酸下。剩余的循環(huán)硫酸位于硫酸儲罐中。硫酸的總存量為74噸。與循環(huán)泵同時，停運連至閃蒸器的真空泵并用氮氣破壞真空?，F(xiàn)在，該硝化循環(huán)休眠。耗時2小時，不破壞真空1小時。

此后，通過中斷從酸性水儲罐到酸性水汽提器的酸性廢水進料，停運酸性水后處理。停運送往酸性水汽提器的蒸汽和汽提器的塔底泵?，F(xiàn)在，該酸性水后處理休眠。耗時5分鐘。

接著，通過中斷從粗制硝基苯罐到酸性洗滌的粗制硝基苯進料，停運洗滌。通過停止在各洗滌上游的粗制硝基苯輸送泵，切斷粗制硝基苯經過酸性、堿性和中性洗滌的路徑。這些洗滌具有48℃的運行溫度并保持載有粗制硝基苯。同時，通過關停各自的泵，切斷酸性、堿性和中性洗水路徑。耗時5分鐘。

然后，通過中斷粗制硝基苯的進料并消除送往蒸餾塔的蒸汽，停運蒸餾。此后立即，通過停運塔底泵而中斷產物排出，并通過停止苯泵而停運塔頂?shù)幕亓鳌Ｔ谕＿\真空泵并用氮氣通氣后，該蒸餾休眠。耗時5分鐘。

最后，通過將熱壓力分解設置為循環(huán)模式并停運送往該壓力分解的蒸汽，停運堿性廢水后處理。同時，通過關停廢水泵而停止向和從該汽提器的堿性廢水供應和排出，并關閉送往汽提器的蒸汽。耗時5分鐘。在10小時后，一旦該循環(huán)水冷卻到低于100℃就停止熱壓力分解（TDZ）的循環(huán)模式。

完全停運在不沖洗和排空這些設備、泵和管路的情況下耗時總共2小時，如果忽略TDZ的停轉（冷運轉）。在現(xiàn)代自動化生產裝置中，用于停轉操作的人員數(shù)僅起到次要作用。

清潔措施的程序:

必須清除在從相分離設備到粗制硝基苯罐的粗制硝基苯流動中的苯預熱器中的堵塞：

首先，將相分離容器中的料位降低50%，以使有機材料不能繼續(xù)進入待清潔的苯預熱器中。隨后，通過安裝在相分離設備和苯預熱器之間的沖洗管套（Spülstutzen）用冷凝液沖洗苯預熱器1小時，以除去粗制硝基苯和痕量硫酸。將沖洗冷凝液導出至酸性洗滌。此后，將苯預熱器與入口和出口機械分離，并使用連至污水凈化裝置的另外兩個沖洗管套用大量冷凝液沖洗出苯預熱器中構成堵塞的黑色沉淀物。耗時3小時。在拆除所有3個沖洗管套后，安裝苯預熱器的入口和出口。為此耗時2小時。此后，將受影響的管路加熱和冷卻數(shù)次，在此過程中用新的密封件再緊固法蘭接頭。耗時2小時。

該清潔措施耗時總共8小時。在現(xiàn)代自動化生產裝置中，用于準備清潔措施，即該裝置的部分排空、用于具有入口和出口的苯預熱器的初步清潔和隨后用冷凝液初步清潔的沖洗管套的安裝的人員數(shù)起到重要作用。在這種情況下，需要另外一個生產工人。同樣需要用于清潔措施的管路拆卸和裝配的工人和清潔人員本身。

重新啟動該裝置的程序:

整個生產裝置中的真空泵預先投入運行。相分離設備和經清潔的苯預熱器用100 Nm3氮氣惰性化。

首先，通過啟動粗制硝基苯泵使從粗制硝基苯罐到酸性洗滌的粗制硝基苯供應投入運行，啟動洗滌。此后，通過開啟各自的泵，啟動酸性、堿性和中性洗水路徑。然后通過開啟在各洗滌上游的粗制硝基苯輸送泵，啟動粗制硝基苯經過酸性、堿性和中性洗滌的路徑。被粗制硝基苯和洗水填充的洗滌設備為45℃并在該生產裝置已啟動后緩慢再升溫到48℃。

在中性洗滌的最后一個階段通過供入3 t/h的冷凝液而投入運行后，通過向蒸餾塔施加真空并將45℃熱的粗制硝基苯從最后中性洗滌送往蒸餾塔，啟動蒸餾。此后，啟動該塔的塔底泵并將粗制硝基苯送往粗制硝基苯罐?，F(xiàn)在向該蒸餾塔供應2 t/h的16巴蒸汽并加熱至170℃。在塔頂在50℃下，通過啟動苯泵，使回流投入運行。洗滌和蒸餾在4.5小時后為該生產裝置的重啟做好準備。

與洗滌和蒸餾并行，通過施加1 t/h的6巴蒸汽以加熱酸性水汽提器并啟動該汽提器的塔底泵，啟動酸性水后處理。隨后，啟動從酸性水儲罐到酸性水汽提器的酸性廢水進料?，F(xiàn)在，該酸性水后處理為該生產裝置的重啟做好準備。包括借助氣相色譜法對酸性廢水進行的有機物分析在內，啟動酸性水汽提器耗時1小時。

與洗滌和蒸餾并行，通過向已處于循環(huán)模式的熱壓力分解供應0.6 t/h的110巴蒸汽以使循環(huán)水從85℃達到285℃，啟動堿性廢水后處理。在排出堿性廢水前2小時，向汽提器供應0.5 t/h的6巴蒸汽，并通過啟動廢水泵，啟動通往和來自汽提器的堿性廢水的供應和排出。耗時8小時。

在洗滌和蒸餾為該生產裝置的重啟做好準備前和在酸性水后處理以循環(huán)模式運行后1.5小時，啟動硫酸循環(huán)泵并使硫酸循環(huán)地經過硝化器、相分離設備、閃蒸器和硫酸儲罐。在閃蒸器中啟動真空，然后施加2.4 t/h的6巴蒸汽，這將循環(huán)的硫酸加熱到起始溫度。這一操作耗費1小時，直至將冷卻到93℃的循環(huán)硫酸加熱到100℃。

在4.5小時后，洗滌和蒸餾準備好運行，并通過以標稱容量的50%（這相當于25 t/h的硝基苯產量）啟動苯和硝酸泵，啟動該生產裝置。在1分鐘后，反應產物到達相分離設備，并將酸性水汽提器設定為排出酸性廢水，并將蒸餾的塔底泵設定為最終產物硝基泵的產物排出。生產裝置提高到標稱負荷（這在現(xiàn)代生產裝置中自動化進行）耗時另外1小時。

包括清潔措施在內，用于該裝置停轉和啟動的能量和助劑和時間消耗的評估:

該措施的總耗時為15小時。這適用于人員足夠并且沒有出現(xiàn)技術困難的情況。清潔本身耗時8小時。為了停運，需要2.5小時。啟動花費4.5小時。

因此，損失總共775噸的硝基苯產量。蒸汽消耗為4.4噸的6巴蒸汽、8噸的16巴蒸汽和4.8噸的110巴蒸汽。在該裝置的停轉中和在該措施期間，不消耗蒸汽。用于停轉的氮氣消耗為550 Nm3且用于重啟該裝置的氮氣消耗為100 Nm3。冷凝液的消耗為15.5 m3（2 m3用于洗滌熱交換器和13.5 m3用于啟動中性洗滌）。電流消耗總計6130 kW。對于該裝置的停轉，TDZ需要1100 kW，硝化需要180 kW且洗滌需要445 kW。對于該裝置的啟動，洗滌需要4005 kW且循環(huán)硫酸泵需要400 kW。在清潔措施期間，不消耗電流。

實施例2（本發(fā)明）: 不受清潔措施影響的裝置段處于循環(huán)模式下的生產裝置短暫停工、清潔措施和該裝置的重新啟動

該裝置的短暫停工用于硝化區(qū)中的清潔操作。為此，該硝化區(qū)完全停運且其它裝置段，如洗滌、蒸餾、酸性和堿性廢水后處理處于循環(huán)模式。在清潔操作期間僅在硝化區(qū)中切斷能量（真空保持待機）。在清潔操作后，再啟動該裝置，其中必須完全惰性化、填充和加熱僅硝化區(qū)。

完全停運硝化和將其余裝置段設置為循環(huán)模式的程序：

首先，通過借助汽提器的塔底泵（其需要10 kW/h）將酸性廢水排放到廢水通道中切換回排放到酸性水儲罐中，使酸性水后處理處于循環(huán)模式。將送往酸性水汽提器的蒸汽從1.2 t/h節(jié)流至0.7 t/h的6巴蒸汽并將借助酸性水泵（其需要10 kW/h）從酸性水儲罐到酸性水汽提器中的酸性水進料從20 m3減至13 m3。酸性水后處理借助自動化在33秒內轉換成循環(huán)模式。

接著，通過借助TDZ的高壓泵（其需要55 kW/h）將熱壓力分解（TDZ）的堿性廢水排放到廢水通道中切換回排放到堿性廢水儲器中，使堿性廢水后處理處于循環(huán)模式。將送往壓力分解的蒸汽從0.32 t/h節(jié)流至0.20 t/h的110巴蒸汽并將從堿性廢水儲器到TDZ中的堿性廢水進料從4.0 m3/h減至2.5 m3/h。TDZ借助自動化在5分鐘內轉換成循環(huán)模式，因為TDZ進料的減少手動進行。

同時，通過中斷堿性廢水排放到TDZ中并借助汽提器的塔底泵（其需要10 kW/h）將堿性廢水切換回廢水罐，使堿性廢水的汽提器處于循環(huán)模式。將送往堿性廢水汽提器的蒸汽從0.4 t/h節(jié)流至0.25 t/h的6巴蒸汽，并借助堿性廢水注射泵（其需要10 kW/h）將從廢水罐到堿性廢水汽提器中的堿性廢水進料從4 m3減至2.5 m3。堿性廢水汽提器借助自動化在27秒內轉換成循環(huán)模式。

接著，通過借助該塔的塔底泵（其需要24 kW/h）將最終產物硝基泵從硝基苯塔排放到硝基苯儲罐中切換到粗制硝基苯罐中，使洗滌和蒸餾處于循環(huán)模式。同時，蒸氣相分離設備的含苯的有機相通過自然流出送往粗制硝基苯罐。該蒸氣相分離設備的水相經酸性洗滌和酸性廢水后處理處置。硝基苯塔的真空系統(tǒng)保持運行。通過借助輸送泵將粗制硝基苯罐的內容物經所有洗滌送回硝基苯塔，建立該循環(huán)模式。粗制硝基苯罐、酸性洗滌、堿性洗滌和3次中性洗滌各自具有輸送泵，其各需要24 kW/h。將進入洗滌或蒸餾的粗制硝基苯進料從42 t/h減至27 t/h。將送往硝基苯塔的蒸汽從2.5 t/h節(jié)流至1.6 t/h的16巴蒸汽。將用于中性洗滌的洗水從6.3 m3/h減至4.0 m3/h。洗滌和蒸餾借助自動化在5分鐘內轉換成循環(huán)模式。

最后，通過停運苯和硝酸的輸入料流的計量泵，停運硝化。在苯和硝酸原材料后5分鐘，停運閃蒸器的蒸氣。硫酸的循環(huán)繼續(xù)運行1小時，直至從由硝化器、相分離設備、閃蒸器和循環(huán)硫酸儲罐構成的硝化循環(huán)中排出所有有機物。然后通過停運循環(huán)泵，中斷100℃熱的硫酸循環(huán)。硝化器、相分離設備和閃蒸器留在硫酸下。剩余的循環(huán)硫酸位于硫酸儲罐中。與循環(huán)泵同時，停運連至閃蒸器的真空泵并用350 Nm3的氮氣破壞真空。現(xiàn)在，該硝化循環(huán)休眠。該停運耗時2小時。

清潔措施的準備（建立洗滌、蒸餾、堿性和酸性廢水的循環(huán)模式和停運硝化）在不沖洗和排空這些設備、泵和管路的情況下耗時總共2小時和11分鐘。

清潔措施的程序: 清潔措施如實施例1中所述進行。

重新啟動該裝置的程序:

閃蒸器的真空泵預先投入運行。相分離設備和經清潔的苯預熱器用100 Nm3氮氣惰性化。通過啟動硫酸循環(huán)泵并使硫酸循環(huán)地經過硝化器、相分離設備、閃蒸器和硫酸儲罐，隨硝化的啟動而開始運行該裝置。在閃蒸器中，已啟動真空，施加2.4 t/h的6巴蒸汽，這將循環(huán)的硫酸加熱到起始溫度。這一操作耗費1小時，直至將冷卻到93℃的循環(huán)硫酸加熱到100℃?，F(xiàn)在，通過以標稱容量的50%（這相當于25 t/h的硝基苯產量）啟動苯和硝酸泵，開始該硝化。在1分鐘后，反應產物到達相分離設備，將酸性水汽提器設定為排出酸性廢水并將蒸餾的塔底泵設定為最終產物硝基泵的產物排出。同時，將堿性廢水后處理的汽提器設定為排放到TDZ中，并將TDZ從循環(huán)模式設定為排放到廢水通道中。生產裝置提高到標稱負荷（這在現(xiàn)代生產裝置中自動化進行）耗時另外1小時。

包括清潔措施在內，用于該裝置停轉和從循環(huán)模式啟動的能量和時間消耗的評估:

該措施的總耗時為11小時12分鐘。這特別適用于人員足夠并且沒有出現(xiàn)技術困難的情況。清潔本身耗時8小時。停轉到循環(huán)模式需要2小時11分鐘。從循環(huán)模式啟動耗時1小時1分鐘。

由此，損失總共585噸的硝基苯產量。用于循環(huán)模式的蒸汽消耗為12噸的6巴蒸汽、13噸的16巴蒸汽和1.6噸的110巴蒸汽。在該裝置停轉到循環(huán)模式中，不消耗蒸汽。用于停轉到循環(huán)模式的氮氣消耗為350 Nm3且用于從循環(huán)模式重新啟動該裝置的氮氣消耗為100 Nm3。用于該措施的冷凝液消耗為47 m3（2 m3用于沖洗熱交換器和45 m3用于洗滌的停轉和啟動和循環(huán)模式）。電流消耗總計8525 kW。該裝置的停轉消耗1943 kW，清潔措施期間的循環(huán)模式為該循環(huán)模式消耗5680 kW且該裝置的啟動消耗905 kW的電流。

用于清潔措施的完全停運（對比例1）vs 循環(huán)模式（實施例2）的結論:

作為完全停運（對比例1）vs 循環(huán)模式（實施例2）的結論，可以確定，通過較低的氮氣消耗，特別通過該裝置的較高利用率（這表現(xiàn)為較高的產量），足以補償對電流和冷凝液的額外需求。蒸汽消耗大致相同。為清潔措施節(jié)省的時間為3小時48分鐘，這相當于190噸硝基苯的改進的產量。

實施例3（對比例）:在完全停運該裝置下的生產裝置短暫停工、維修措施和該裝置的重新啟動

該裝置短暫停工以進行洗滌中的維修措施：為此，該裝置完全停運，即硝化、洗滌和蒸餾。在維修措施期間切斷能量供應。在維修后，重新啟動該裝置，其中必須惰性化、填充和加熱整個裝置。

完全停運該裝置的程序：

該裝置如實施例1中所述停運。完全停運在不沖洗和排空這些設備、泵和管路的情況下又耗時2小時，如果忽略TDZ的停轉（冷運轉）。

維修措施的程序:

中性洗滌中的泄漏管路的密封：為此，用10 m3的氮氣將下游洗滌設備中受影響的管路吹空。然后用2 m3的冷凝液沖洗并排空該管路。隨后，更換該管路中的損壞密封件。維修措施花費總共1.5小時。在現(xiàn)代自動化生產裝置中，用于準備該維修，即沖洗管路的人員數(shù)起到重要作用。在這種情況下，需要另外一個生產工人。同樣需要用于管路拆卸和裝配以更換損壞密封件的工人。

重新啟動該裝置的程序:

整個生產裝置中的真空泵預先投入運行。

隨后，如實施例1中所述重新啟動該裝置。該裝置在4.5小時后已重新啟動并可提高到標稱負荷。

包括清潔措施在內，用于該裝置停轉和啟動的能量和時間消耗的評估:

該措施的總耗時為8.5小時，因為人員足夠并且沒有出現(xiàn)技術困難。維修本身耗時1.5小時。為了停運，需要2.5小時。啟動花費4.5小時。因此，損失總共450噸的硝基苯產量。蒸汽消耗為3.4噸的6巴蒸汽和8噸的16巴蒸汽和4.8噸的110巴蒸汽。在該裝置的停轉中，不消耗蒸汽。需要總共610 Nm3的氮氣，其中550 Nm3用于該裝置的停轉且50 Nm3用于重啟，且另外10 Nm3用于維修操作。

冷凝液的消耗為15.5 m3（2 m3用于沖洗管路和13.5 m3用于啟動中性洗滌）。電流消耗總計5470 kW。對于該裝置的停轉，TDZ需要440 kW，硝化需要180 kW且洗滌需要445 kW。對于該裝置的啟動，洗滌需要4005 kW且循環(huán)硫酸泵需要400 kW。在維修措施期間，不消耗電流。

實施例4（本發(fā)明）: 不受維修措施影響的裝置段處于循環(huán)模式下的生產裝置短暫停工、維修措施和該裝置的重新啟動

該裝置短暫停工以進行硝基苯洗滌中的維修操作：為此，洗滌和蒸餾完全停運。其它裝置段，如硝化和酸性和堿性廢水后處理處于循環(huán)模式。在維修操作期間僅在洗滌和蒸餾中切斷能量供應（真空保持待機）。在維修后，重新啟動該裝置。

完全停運洗滌和蒸餾和將其余裝置段設置為循環(huán)模式的程序：

首先，通過借助汽提器的塔底泵（其需要10 kW/h）將酸性廢水排放到廢水通道中切換回排放到酸性水儲罐中，使酸性水后處理處于循環(huán)模式。將送往酸性水汽提器的蒸汽從1.2 t/h節(jié)流至0.7 t/h的6巴蒸汽，并將借助酸性水泵（其需要10 kW/h）從酸性水儲罐到酸性水汽提器中的酸性水進料從20 m3減至13 m3。酸性水后處理借助自動化在29秒內轉換成循環(huán)模式。

接著，通過借助TDZ的高壓泵（其需要55 kW/h）將熱壓力分解（TDZ）的堿性廢水排放到廢水通道中切換回排放到堿性廢水儲器中，使堿性廢水后處理處于循環(huán)模式。將送往壓力分解的蒸汽從0.32 t/h節(jié)流至0.20 t/h的110巴蒸汽，并將從堿性廢水儲器到TDZ中的堿性廢水進料從4.0 m3/h減至2.5 m3/h。TDZ借助自動化在5分鐘內轉換成循環(huán)模式，因為TDZ進料的減少手動進行。

同時，通過中斷堿性廢水排放到TDZ中并借助汽提器的塔底泵（其需要10 kW/h）將堿性廢水切換回廢水罐，使堿性廢水的汽提器處于循環(huán)模式。將送往堿性廢水汽提器的蒸汽從0.4 t/h節(jié)流至0.25 t/h的6巴蒸汽，并借助堿性廢水注射泵（其需要10 kW/h）將從廢水罐到堿性廢水汽提器中的堿性廢水進料從4 m3減至2.5 m3。堿性廢水汽提器借助自動化在31秒內轉換成循環(huán)模式。

接著，停運硝化的原料。停運苯和硝酸輸入料流的計量泵。循環(huán)的硫酸在100℃下繼續(xù)循環(huán)地經過硝化器、相分離設備、閃蒸器和循環(huán)硫酸儲罐。閃蒸器需要0.3 t/h的6巴蒸汽。耗時1分鐘。

最后，通過中斷從粗制硝基苯罐到酸性洗滌的粗制硝基苯進料，停運洗滌。通過停運在各洗滌上游的粗制硝基苯輸送泵，切斷粗制硝基苯經過酸性、堿性和中性洗滌的路徑。這些洗滌為48℃并保持載有粗制硝基苯。同時，通過關停各自的泵，切斷酸性、堿性和中性洗水路徑。耗時5分鐘。

然后，通過中斷粗制硝基苯的進料并消除送往蒸餾塔的蒸汽，停運蒸餾。此后立即，通過停運塔底泵而中斷產物排出，并通過停止苯泵而停運塔頂?shù)幕亓鳌Ｕ婵毡美^續(xù)運行。耗時5分鐘。

維修措施的準備（建立硝化和堿性和酸性廢水后處理的循環(huán)模式和停運洗滌和蒸餾）在不沖洗和排空這些設備、泵和管路的情況下耗時總共11分鐘。

維修措施的程序:

維修措施如實施例3中所述進行。耗時又為1.5小時。循環(huán)模式期間的蒸汽消耗為1.6噸的6巴蒸汽和0.4噸的110巴蒸汽。在循環(huán)模式期間真空泵和硫酸循環(huán)泵的運行需要400 kW的電流。

重新啟動該裝置的程序:

首先，通過啟動粗制硝基苯泵以使從粗制硝基苯罐到酸性洗滌的粗制硝基苯供應投入運行，啟動洗滌。此后，通過開啟各自的泵，啟動酸性、堿性和中性洗水路徑。然后通過開啟在各洗滌上游的粗制硝基苯輸送泵，啟動粗制硝基苯經過酸性、堿性和中性洗滌的路徑。被粗制硝基苯和洗水填充的洗滌設備為45℃并在該生產裝置已啟動后緩慢再升溫到48℃。

在中性洗滌的最后一個階段通過供入3 t/h的冷凝液而投入運行后，通過將45℃熱的粗制硝基苯從最后中性洗滌送往蒸餾塔，啟動蒸餾。此后，啟動該塔的塔底泵并將粗制硝基苯送往粗制硝基苯罐?，F(xiàn)在，向該蒸餾塔供應2 t/h的16巴蒸汽并加熱至170℃。在塔頂在50℃下，通過啟動苯泵，使回流投入運行。洗滌和蒸餾在1小時后為該生產裝置的重新啟動做好準備。

現(xiàn)在，通過以標稱容量的50%（這相當于25 t/h的硝基苯產量）啟動苯和硝酸泵，開始該硝化。在1分鐘后，反應產物到達相分離設備，將酸性水汽提器設定為排出酸性廢水并將蒸餾的塔底泵設定為最終產物硝基泵的產物排出。同時，將堿性廢水后處理的汽提器設定為排放到TDZ中，并將TDZ從循環(huán)模式設定為排放到廢水通道中。生產裝置提高到標稱負荷耗時另外1小時。

包括維修措施在內，用于該裝置停轉和從循環(huán)模式啟動的能量和時間消耗的評估:

該措施的總耗時為3小時41分鐘。維修本身耗時1.5小時。停轉到循環(huán)模式需要11分鐘。從循環(huán)模式啟動耗時1小時1分鐘。

因此，損失總共165噸的硝基苯產量。蒸汽消耗為1.6噸的6巴蒸汽、2噸的16巴蒸汽和0.8噸的110巴蒸汽。在該裝置停轉到循環(huán)模式中，不消耗蒸汽。維修措施需要10 Nm3的氮氣且該裝置的重新啟動需要50 Nm3的氮氣。冷凝液消耗為7 m3（2 m3用于沖洗管路和5 m3用于中性洗滌的停轉和啟動）。電流消耗總計1593 kW。該裝置的停轉為使硝化停轉到循環(huán)模式消耗178 kW，為清潔措施期間的循環(huán)模式消耗510 kW且為該裝置的啟動消耗905 kW的電流。

用于維修措施的完全停運（對比例3）vs 循環(huán)模式（實施例4）的結論:

作為完全停運（對比例3）vs 循環(huán)模式（實施例4）的結論，可以確定，在循環(huán)模式中消耗較少量的蒸汽、電流、氮氣和冷凝液，并且最重要地，該裝置的利用率（這表現(xiàn)為更高的產量）明顯更好。為維修措施節(jié)省的時間為5小時48分鐘，這相當于290噸硝基苯的改進的產量。