CN104066709A - 用于生产硝基苯的方法和设备 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及在硫酸存在下通过苯与硝酸的绝热硝化反应特别是连续生产硝基苯的方法和设备，其中，硝化反应后，通过在与环境压力相比减压下加热进行所述硫酸的多阶段浓缩，和其中使用在苯的绝热硝化中产生的热进行所述加热。

Description

用于生产硝基苯的方法和设备
本发明涉及通过苯与硝酸在硫酸存在下的绝热硝化反应特别是连续生产硝基苯的方法和设备，其中，硝化反应后，在与环境压力相比减压下通过加热进行所述硫酸的多阶段浓缩，和其中使用在苯的绝热硝化反应中产生的热进行所述加热。
利用硝酸在硫酸的存在下通过苯的绝热硝化反应生产硝基苯的方法已久为人知。
例如，该方法早在1939年就以其基本形式递交，并在1941年授权为专利US 2256999。
目前，例如在US 4091042、US 5313009和US 5763697中描述了基本实施形式。
其中所描述的基本上绝热的方法的共同特征是：所述硝化反应的实际起始原料(苯和硝酸)在大量过量的硫酸存在下进行反应。
此外，在所有上述现有技术方法中，都是将所述硝酸与过量的硫酸预混合。其中以及在本发明中，如此获得的基本上包含硫酸和硝酸的混合物被称为混合酸。
苯与硝酸生成硝基苯和水的反应是高度放热的(△H = -117kJ/mol)，和在上述方法中大量过量的硫酸几乎定量地吸收了反应过程中释放出的热的形式的反应焓，以及由此形成的水。
同样地，上述方法的共同特征是：使用至少部分来自所述反应焓的储存在反应产物中的热量通过水的蒸发再浓缩所述硫酸，所述硫酸在反应过程中被水高度稀释。
因此，在US 4091042中，所述方法在四个串联连接的搅拌容器中进行，离开第四个搅拌容器的反应产物被传递到同样是连续操作的相分离器内，在所述相分离器内从基本上有机的所谓粗硝基苯中分离出基本上含水的所谓废酸。
关于本发明，废酸是指包含水和硫酸的基本上极性的含水混合物，其中部分硝基苯任选仍然溶解在所述硫酸中，和粗硝基苯是指包含苯和硝基苯的基本上非极性的有机混合物，其中部分硫酸和水任选仍然溶解在所述硝基苯中。
在US 4091042中，所述废酸在闪蒸器中使用储存在所述废酸中的反应热进行浓缩。根据US 4091042，该浓缩在90℃和约80 毫巴下单阶段地进行。
根据US 4091042，所述粗的硝基苯还进一步通过连续地通入四级逆流萃取洗涤器进行后处理，其中酸性成分如硫酸残留物和副反应产物如，例如二硝基苯酚和苦味酸通过与碳酸钠溶液接触萃取。
最后，由此纯化的粗硝基苯进行水蒸汽蒸馏，其中分离出剩余的苯以便将其返回到硝化反应。
US 4091042没有公开多阶段蒸发。
在US 5313009描述的用于硝基苯的绝热生产的方法中，硝酸也与大量的硫酸混合形成混合酸，和将苯计量加入到所述混合酸中，然后，苯与硝酸反应得到水和基本上硝基苯。
与根据上述US 4091042的方法相反，根据US 5313009的方法，选择反应温度、苯的浓度、硝酸的浓度和硫酸的浓度使得在第一反应区后已经获得了苯、硝基苯、硫酸和水的基本上不含硝酸的混合物。就是说，根据US 5313009 ，所述方法如此操作使得硝酸的转化是定量的。为此目的，基于硝酸的量计以至少化学计量的量使用苯。
在US 5313009中，还将所述反应区下游得到的基本上不含硝酸的反应混合物输送到单一的相分离器，其中，从所述废酸中分离出粗硝基苯。
类似于US 4091042的方法，所述废酸输送入闪蒸器，其中同样在与环境压力相比减压下和升高的温度下从所述废酸中蒸发出水。这里同样，使用至少部分来自反应产物的热浓缩上述闪蒸器内的硫酸。
US 5313009仅仅描述了从闪蒸中得到的浓缩的酸在其组成上与在该方法的开始时所用的大致相同。US 5313009没有公开所述闪蒸的确切压力以及所述闪蒸的确切温度。
相应地，US 5313009同样没有公开所述废酸的多阶段闪蒸。
在根据US 5763697的方法中也只提到“纯化和浓缩阶段”，但是在US 5763697中没有精确地公开纯化和浓缩如何进行。对于其它的，US 5763697的方法与上述US 5313009的相似。
因此，上述现有技术通常已知的方法全部特征在于：所述废酸的进一步的处理在单一阶段中在减压下以闪蒸进行，至少其部分热来自苯与硝酸的绝热反应。
结果，除了为了浓缩所述硫酸进行的所需的水的蒸发外，所述废酸的其它成分通常同时进行蒸发，因为所需的水的分离速率必须在一个阶段中实现，这利用反应焓提供的可用的热可以仅通过显著和特别快速的压力降低来实现。
因此，在硝化反应过程中除了水的蒸发外，还会发生例如氮氧化物的除气，这些氮氧化物作为副反应例如氧化反应的产物形成。一氧化氮和一氧化二氮分别具有约-150℃和-90℃的沸点，使得它们不能在进一步的工艺中通过冷凝回收。
除了这些以外，由于简单的闪蒸，还形成另外的产物，在下面将其称作不可冷凝的气体，由于它们的低沸点，所以不能经济地回收。这些导致特别是与冷凝设备的尺寸和用于产生所要求的低压的设备相关的缺点。在这两种情况下，因为显著增加的体积流量，需要使用具有较大尺寸的设备，如果没有别的，这不利地影响该类方法的有利性。
鉴于与环境污染相关的特别的个别问题，DE 19636191有助于解决上述问题。不同于上述现有技术，它描述了用于所述废酸的多阶段纯化方法。根据DE 19636191的多阶段法包括：在第一步中，在200毫巴至1000毫巴范围内的压力下通过逆流导入水蒸汽除去所谓的水蒸汽挥发性有机化合物(“水蒸汽汽提”)，之后，在第二步中，在相同的压力下，进行来自剩余的硫酸中的水的第一次蒸发，和在第三步中，在进一步减压下继续多次进行水的蒸发。
与先前的现有技术的方法相反，用于水蒸发的热从外部和从不同的来源供应。没有公开来自硝化反应的热用于从废酸中蒸发水的用途。
EP 0615951也描述了水由所述废酸中的多阶段蒸发，它类似于DE 19636191，是以水蒸汽汽提的形式通过额外的纯化阶段前置进行的。如同DE 19636191，EP 0615951没有公开绝热硝化反应的热的用途。
在Ullmann ("Sulfuric acid and sulfur trioxide", 2005, Wiley VCH, 第51－52页)中还总结发现了EP 0615951和DE 19636191中描述的方法。在此，描述了根据Lurgi的硫酸的多阶段浓缩(图42)，其中，所述压力从1巴下降至70毫巴，以便产生温度梯度，使得可以节约能量。在其中提出的变型方案中，在每一种情况下，使用来自一个蒸发阶段的蒸汽再冷凝的冷凝热加热前一阶段。
然而，从能量的角度看，如DE 19636191、EP 0615951和Ullmann (2005) 中所述进行硫酸的多阶段蒸发是权宜之计，只有在浓缩的各个阶段之间的废酸的浓度差足够大，才能使得来自前面的蒸发阶段的蒸汽(“水蒸汽”)再冷凝的冷凝热可以用来加热后面的阶段。
在来自苯的硝化反应的废酸浓缩的情况下，通常并非如此。
DE 19636191和EP 0615951的技术教导特别涉及来自甲苯硝化的废酸的处理，然后将甲苯从所述废酸中分离。与本发明的硝化的苯不同，该一硝基甲苯和/或二硝基甲苯没有合适的露点，或者在露点下没有合适的浓度差，所以不可能将其中所含的技术教导应用于硝基苯的生产问题和其中所含的含有那些杂质的硫酸的分离和浓缩问题。
因此，所述目的仍然是提供使得能够在硫酸存在下通过苯与硝酸的硝化反应生产硝基苯的方法，且所述方法没有现有技术有关硝基苯生产所提及的缺点。
特别地，所述方法没有伴随形成相当大量溶解在酸中的不可冷凝的气体的缺点（在单阶段处理的情况下用于其排除需要显著增加的能量消耗），因此允许产生低压的设备具有的尺寸更小并相应地更便宜。
现有技术中发生的且迄今没有解决的再一个问题是：由于现有技术中闪蒸器内非常低的压力，产生的蒸汽流(水蒸汽)的露点常常接近常规的冷却系统的冷却介质(水)的供给温度，因此需要大的热交换器表面用于所述气流的冷凝。因为所述工艺压力接近水的露点，所述气体流中有相当一部分由水蒸汽组成，结果又进一步增加了真空泵的容量要求。
因此，总的来说，根据现有技术的问题是要提供在硫酸存在下通过苯与硝酸硝化生产硝基苯的方法，它使得实施该方法的设备投资成本显著降低。
已经令人惊奇地发现上述目的可以通过在硫酸存在下利用苯与硝酸的绝热硝化反应生产硝基苯的方法实现，其中
a) 将硝化反应中得到的产物混合物分离为废酸和粗硝基苯，和
b) 至少将所述废酸中含有的水与其中含有的硫酸部分地分离，和
c) 将如此浓缩了的硫酸再次加入到硝化反应，
该方法特征在于，
i) 通过两阶段蒸发进行根据步骤b)的所述分离，其中绝对压力从第一阶段的100毫巴到300毫巴降至第二阶段的50毫巴到150毫巴，
ii) 用于根据步骤i)的蒸发的热基本上来自于硝化的反应焓，和
iii) 在硝化反应中得到的产物混合物具有至少110℃的温度。
因此，在根据本发明的方法的步骤i)的第一阶段中，存在于硫酸中的水的蒸发在绝对压力为100毫巴到300毫巴下进行。在根据本发明的方法的步骤i)的第二阶段中，存在于硫酸中的水的蒸发在绝对压力为50毫巴到150毫巴下进行，自然地，在第二阶段中所述压力始终低于在第一阶段中的压力。
在根据本发明的上述压力下通过蒸发进行的根据本发明的分离导致许多优点，特别是当使用来自硝化的反应焓的热时。
因此，在第一阶段中，通过在相对略微减压下蒸发进行分离，结果只有在这里会发生不可冷凝的气体的除气问题，因此用于减压的设备(真空系统)所需的容量和额定功率总体上降低。
因为可以在相对较高的压力 (即降低较小程度的压力) 下工作，因此特别是在第一阶段中能量需求较低，而在第二阶段中压力降低到最终要求的程度；然而其中，在此由于先前不可冷凝的气体的分离，气体的体积流量降低，从而在此能量需求也减少。由于第一阶段中的压力较高这一事实和由于第二阶段中体积流量较低这一事实，所述两阶段的相互作用总体上导致所述方法整体的能量需求显著降低，它超出了在每个单一措施(仅在分离中升高压力或者仅减小体积流量)的情况下节省的能量的总和。已经表明当第一阶段中的压力比第二阶段中的压力至少高10毫巴，优选高30毫巴时此方法是有利的。
在比较高的压力下上述分离此外具有的结果是：上述冷凝器可以有较小的尺寸，或者，使用较少量的冷却水，因为不可冷凝的气体不必同时进行冷却。此外，由于第一阶段中较高的压力，生成的水蒸汽流的露点显著增加，因此即使在温暖的气候区也可以用冷却塔水进行冷凝，并且与冷却水的冷凝相比，实现了显著提高的能量效率。合适的冷凝器是本领域技术人员已知的所有类型。因此，所述冷凝可以在单阶段内和在多阶段内直接或间接发生。合适的有，例如管壳式热交换器，任选地带后冷却器。
总之，包括通过苯的绝热硝化，随后进行两阶段蒸发用于浓缩废酸制备硝基苯的根据本发明的方法导致较高的设备利用率、较低的维护成本、较低的投资成本和较低的能量成本。
如上面所讨论，鉴于现有技术，根据本发明的方法的上述优点是令人惊讶的，因为现有技术公开了单阶段蒸发或者多阶段蒸发，但是二者均涉及不表现出硝基苯类化合物的特殊问题的材料体系。
在本发明的苯单硝化的情况下，如上所述，不存在所需要的浓度差和沸点差，以便可以如在现有技术中所描述地使用冷凝热，从而此操作方式不能合适地应用到已经描述的与硝基苯有关的单阶段方法过程。
在根据本发明的方法中，在硝化反应中得到的产物混合物具有至少110℃的温度。因此，通过粗硝基苯的分离得到的废酸同样大致具有此温度。
优选地，在所述硝化反应中得到的产物混合物的温度和相应地所述废酸的温度至少为120℃。
优选地，在所述硝化反应中得到的产物混合物的温度和相应地所述废酸的温度不高于150℃。
维持上述最小温度为110℃，优选120℃，确保了在随后通过蒸发的两阶段分离中有足够的热的形式的能量，以实现即使在较小的减压下水的充分的分离效率。
在两阶段中通过借助特别是水的蒸发分离而浓缩所述废酸。
根据本发明，用于水蒸发的热基本上来自于前面绝热硝化的反应焓。
关于本发明，基本上意味着至少90%，优选95%比例的蒸发热来自于绝热硝化反应，其中反应产物本身含有足够的焓实现该值。
特别优选地，在根据本发明的方法的步骤i)的两阶段中，没有进一步的热供给所述废酸。因此，由此可见所述蒸发器同样是绝热地工作。
在根据本发明的方法的同样优选的一个实施方案中，用于蒸发的最多10％比例的热量从本方法之外供给所述两阶段。
其中可以装配一个或两个另外带有加热蒸汽的蒸发器或或另一个外部热供应。
该实施方案是优选的，因为它允许蒸发受调节方式的影响，否则，它只可能经由压力调节，然而，在蒸发的特定阶段压力调节的响应要比即时温度调节慢。
因此，对于就上述能量节省来说的技术优点，根据本发明的本方法在蒸发的两个阶段中均不依赖于另外的供热，而是以仅用于按照工艺技术整体上更好地控制所述方法的优选的方式使用所述热。
根据i)加入所述第一阶段的废酸优选地含有60到75质量%，特别优选65到70质量%的H2SO4。
除了含有水和硫酸之外，所述废酸还可以含有硝基苯、苯和苯硝化的副产物(二硝基苯、硝基苯酚和草酸)。也可以存在硝酸以及溶解的亚硝气。
优选地通过单阶段或多阶段冷凝液化根据i)的每一阶段分离的蒸汽，并将其输送到相分离器以便也分离出冷凝的有机液体。
为了可以方便地将浓缩的硫酸输送回所述反应中，在实施步骤i)的两个阶段后，其应该具有不小于65质量％，优选不小于68质量％，特别优选为69至72质量％含量的H2SO4。
本发明进一步提供用于生产硝基苯的设备，包括反应器(1)、相分离器(2)、两个连接到真空装置(7、9)的蒸发器和冷凝装置，和任选的储存容器(5)，其特征在于该设备具有带相关联的第一冷凝器(8)和连接的真空装置(9)的第一蒸发器(3)和带相关联的第二冷凝器(6)和连接的真空装置(7)的第二蒸发器(4)，并且其中所述第一蒸发器(3)直接与所述第二蒸发器(4)连接用于传送未被蒸发的组分，并且其中所述第一冷凝器(8)的热交换表面小于或等于所述第二冷凝器(6)的热交换表面的两倍。
根据本发明的所述设备是特别有利的，因为，由于存在两个上述的直接连接到真空装置(7、9)的蒸发器和冷凝装置并由于根据本发明的所述热交换表面的比率，整体来说确保了可以降低用于特别是在设备中实现的上述废酸的的浓缩的总热交换表面。
因此，这种设备的投资成本显著降低，尽管与现有技术相比，要提供以所述第二蒸发器或所述第二冷凝器(6)和第二真空装置(7)的形式的另外的设备部件。这伴随着在根据本发明的该设备中，可以使用具有比在现有技术中使用的单个真空装置总体尺寸更小的真空装置。这进一步降低了该设备的投资成本。同时，根据本发明的上述设备不仅就其投资成本与现有技术相比是有利的，而且就本文公开的根据本发明的方法而言，相比于现有技术也可以降低设备的运行成本，其中由此却没有负面影响到在该方法中使用的硫酸的重复可用性。
常规地，与所述设备内处理的物质的液体成分直接接触的所述设备的所有部件或在其内壁上是搪瓷的，或者是由钽或能够耐热硫酸和硝酸的类似材料组成。
在根据本发明的设备的一个另外的实施方案中，如此设置所述真空装置(7、9)使得与第二冷凝器(6)连接的第二真空装置(7)输送到第一冷凝器(8)中，第一真空装置(9)始终从第一冷凝器(8)抽吸。因此，第二真空装置(7)可以有较小的尺寸，因为它不再相对环境压力进行输送，而是相对已经通过根据本发明的方法的第一真空装置(9)降低到100毫巴到300毫巴的压力。这导致进一步节约了能量和投资成本。
下面通过附图和实施例更详细地说明根据本发明的方法，但并不限于此。
图1图示了根据本发明的方法的或根据本发明的设备的一个优选的实施方案，其中将硫酸流(S3)和硝酸(S2)和苯(S1)加入到反应器(1)中。
当在反应器(1)内在绝热条件下硝酸与苯完全反应生成硝基苯和水之后，将由此加热到约135℃的反应混合物(S4) (见实施例)加入到滗析器(2)形式的相分离器内，其中所述反应混合物分离成粗硝基苯相 (S5)和废酸相(S6)。所述废酸(S6)在260毫巴下工作的第一蒸发器(3)内部分浓缩。还示出了假空气流(S16)，其通过第一蒸发器(3)内的真空一起被抽到其中。将在第一蒸发器(3)内生成的包括水、硫酸、硝基苯、苯和脂族有机化合物的蒸汽流(S12)在冷凝器(8)内冷凝成第一液体排出流(S13)，所述脂族有机化合物作为杂质包含在用于反应的苯流(S1)中。将第一蒸发器(S7)的未蒸发的液体排出流输送到在74毫巴压力下工作的第二蒸发器(4)中，并由此浓缩至浓度为70质量％的硫酸 (S8)。还示出了第二假空气流(S15)，其通过第二蒸发器(3)内的真空一起被抽到其中。为了进一步使用，相应地将所述再浓缩的硫酸(S8)贮存在硫酸罐(5)中。在所述废酸的第二次蒸发中，得到基本上由水与硫酸、硝基苯和苯的残留物组成的蒸汽流(S9)，其在冷凝器(6)中进行冷凝。
很大一部分溶解在废酸(S6)中的不可冷凝的气体穿过第一蒸发器(3)成为蒸汽相(S12)，并经由第一冷凝器(8)的真空装置(9)以不可冷凝的蒸汽相(S14)排出。比水更容易沸腾的溶解在所述废酸中的大部分有机组分同样地穿过第一蒸发器(3)成为蒸汽相(S12)并在冷凝器(8)中冷凝成料流(S13)。在第二蒸发器(4)内，蒸汽相(S9)基本上由水和硝基苯组成，从而通过组分水测定冷凝器(6)中的露点，组分水可以作为液体流(S10)从该过程中排出。剩余的不可冷凝的气体(S11)经由第二冷凝器(7)的真空装置排出。
所述蒸汽相(S9)的露点在相当的压力下高于由硫酸的单阶段浓缩得到的蒸汽相(S12)的露点。
图2示出了根据本发明的方法的或根据本发明的设备的一个进一步特别优选的实施方案，其基本上与根据图1的实施方案相同，但是不同之处在于：将所述气体流(S15)从第二真空装置(7)引导到第一冷凝器(8)内，使得来自所述第一蒸发器(3)的气体流(S15)和蒸汽相(S12)一起被引导到第一冷凝器(8)内。这导致第二真空装置(7)更小的尺寸。
实施例
实施例1(比较例)：单阶段蒸发
借助工艺模型模拟通过单阶段蒸发的稀硫酸的浓缩。用于此模拟计算的工艺参数和质量流量取自US 2001 0043894 A1中的实施例。
此操作方式相应于图1的操作方式，不同之处在于不存在设备(3)、(8)和(9)并且所述料流(S6)相应地直接通入蒸发器(4)。就是说，根据现有技术在单阶段内发生所述蒸发。
将由质量含量为65.7% H2SO4、4.0% HNO3和30.3% H2O的酸流和苯流组成的混合物加到反应器(1)中。以苯与HNO3的摩尔比确立为1.1：1的量使用苯。
通过所述反应器(1)的总的体积流量为173 m3/h。
所述料流(S4)在135℃离开进行绝热反应的反应器(1) 并加入到相分离器 (滗析器，2)。在所述反应器(1)的入口处，根据重量份以苯流与酸流为1：18.5的相比率，在所述相分离器(2)内将所述料流(S4)分离成157 m3/h的废酸相(S6)和16 m3/h的粗硝基苯相(S5)。
作为重相离开所述相分离器(2)的废酸(S6)的温度是135℃和硫酸含量为 67.2质量%。
为了在料流(S8)中获得70质量%的硫酸浓度，所述蒸发器(4)内的温度为 95℃和压力为74 毫巴。
以9.3t/h的量形成的蒸汽流(S9)基本上由水蒸汽组成，将其加入到冷凝器(6)内。
考虑到所述蒸发器(4)和所述冷凝器(6)之间10毫巴的压力损耗，因此得到64毫巴的冷凝压力。
在这些条件下，可以在30℃的冷却水供应温度下和冷却水侧与工艺侧之间的2K温差下将所述蒸汽相(S9)冷凝为0.6%的含量。
为此，必须耗散5.56MW的冷凝热。为此目的，需要具有920m2传热表面的冷凝器。
不可冷凝的部分经由真空装置(7)作为废气体流(S11)排出。
相应的体积流量是850 m3/h。用于在64毫巴抽吸压力下输入850 m3/h体积流量的合适的真空装置(7)的所需功率大约为40kW。
对于单阶段蒸发的整个真空系统，基于操作经验值采用10kg/h的假空气流(S15)，所述假空气流经由法兰连接的最小泄露从外部通入到在真空下操作的设备部件内。
实施例2(根据本发明)：两阶段蒸发
此方法的可选方案相应于图1。作为重相离开相分离器(2)的所述废酸(S6)的温度同样为135℃和所述硫酸含量为67.1质量%。
首先将所述废酸(S6)加入到第一蒸发器(3)内。在所述第一蒸发器(3)内，将所述废酸浓缩至68.2质量%，在所述蒸发器(3)内建立260毫巴的压力和120℃的温度。
将所得蒸汽相(S12)加入到冷凝器(8)内。考虑到与实施例1类似的蒸发器(3)和冷凝器(8)之间10毫巴的压力损耗，因此得到250毫巴的冷凝压力。
在这些条件下，可以在30℃的冷却水供应温度下和冷却水侧与工艺侧之间的2K温差下将所述蒸汽相(S12)冷凝为0.39%的含量。为此，耗散1.92MW的冷凝热。为此目的，需要具有82 m2传热表面的冷凝器(8)。
不可冷凝的部分经由真空装置(9)作为废气体流(S14)排出。相应的体积流量为4.5 m3/h。用于在250毫巴抽吸压力下输送4.5 m3/h抽吸流的合适的真空装置(9)的所需功率大约为1 kW。
将来自第一蒸发器的液体排出料(S7)加入到第二蒸发器(4)。为了在所述料流(S8)中获得70质量%的硫酸浓度，在第二蒸发器(4)内建立95℃的温度和74毫巴的压力。
将所得蒸汽相(S9)加入到另一个冷凝器(6)。考虑到蒸发器(4)和冷凝器(6)之间10毫巴的压力损耗，因此得到64毫巴的冷凝压力。
在这些条件下，可以在30℃的冷却水供应温度下和冷却水侧与工艺侧之间的2K温差的条件下将所述蒸汽相(S9)冷凝到0.54%的含量。
为此，必须耗散3.64MW的冷凝热。为此目的，需要具有640 m2传热表面的冷凝器(6)。
不可冷凝的部分经由真空泵(7)作为废气体流(S11)排出。相应的体积流量为405 m3/h。用于在64毫巴抽吸压力下输送405 m3/h抽吸流的合适的真空装置的所需功率大约为25 kW。
在此实施例中，来自第一蒸发器(3)的蒸汽相(S12)和来自第二蒸发器(4)的蒸汽相(S9)的质量流量比是1:1.6。
与根据现有技术的方法(实施例1)相比，使用两阶段蒸发用于冷凝所述水蒸汽流所需的传热表面可相应地由920m2减少到722m2，减少22％。
此外，所述真空装置所需的总功率由40 kW 降低到26 kW，降低35%。
对于包括两阶段蒸发的所述两个真空装置(例如，两个压缩机或真空泵)的总的真空系统，基于操作经验值采用每一个蒸发器10kg/h，就是说总共20kg/h的泄漏速率(所谓的“假空气流”)(S15、S16)，所述假空气流经由法兰连接的最小泄露从外部通入到在真空下操作的设备部件内。
就是说，根据本发明的方法即使在较大的“假空气流”的情况下仍然比现有技术的方法有利。
实施例3(根据本发明)：两阶段蒸发
此方法的可选方案的相应于图1。作为重相离开相分离器(2)的所述废酸(S6)的温度同样为135℃和所述硫酸含量为67.1质量%。
首先将所述废酸(S6)加入到第一蒸发器(3)内。在第一蒸发器(3)内，将所述废酸浓缩为69.0质量%，在所述蒸发器(3)内建立135毫巴的压力和106℃的温度。
将所得蒸汽相(S12)加入到冷凝器(8)内。考虑到与实施例1类似的蒸发器(3)和冷凝器(8)之间10毫巴的压力损耗，因此得到125毫巴的冷凝压力。在这些条件下，可以在30℃的冷却水供应温度下和冷却水侧与工艺侧之间的2K温差下将所述蒸汽相(S12)冷凝为0.30% 的含量。为此，必须耗散3.56 MW的冷凝热。为此目的，需要具有350 m2传热表面的冷凝器(8)。
不可冷凝的部分必须以废气体流(S14)排出到真空泵(9)中。相应的体积流量为140 m3/h。用于在125毫巴抽吸压力下输送140 m3/h抽吸流的合适的真空泵的所需功率为6 kW。
将来自第一蒸发器的液体排出料(S7)加入到第二蒸发器(4)。为了在所述料流(S8)中获得70质量%的硫酸浓度，所述第二蒸发器(4)内的温度为95℃时压力必须为74毫巴。
将所得蒸汽相(S9)输入到冷凝器(6)内。考虑到蒸发器(4)和冷凝器(6)之间10毫巴的压力损耗，因此得到64毫巴的冷凝压力。在这些条件下，可以在30℃的冷却水供应温度下和冷却水侧与工艺侧之间的2K温差下，将所述蒸汽相(S9)冷凝到1%的含量。为此，必须耗散1.98 MW的冷凝热。为此目的，需要具有320 m2传热表面的冷凝器(6)。不可冷凝的部分必须以废气体流(S11)排出到真空泵(7)中。相应的体积流量为430 m3/h。用于在64毫巴抽吸压力下输送430 m3/h抽吸流的合适的真空泵的所需功率大约为27 kW。在此实施例中，来自第一蒸发器的蒸汽相(S12)和来自第二蒸发器的蒸汽相(S9)的质量流量比是2:1。
与实施例1相比，使用两阶段蒸发用于冷凝所述水蒸汽流所需的传热表面可相应地由920m2减少到670m2，减少28%。此外，真空泵的所需功率由40 kW 降低到33 kW，降低18%。对于两阶段蒸发的整个真空系统，基于操作经验值采用每个蒸发器10 kg/h，就是说总共20kg/h的假空气流(S15)，所述假空气流经由法兰连接的最小泄露从外部通入到在真空下操作的设备部件内。
与实施例2相比，在实施例3中用于冷凝所述水蒸汽流所需的传热表面降低到670m2，降低了52m2，而真空泵的所需功率相反地增加到33kW，增加了7kW。根据实施例2或根据实施例3的本发明的方法的一个实施方案是否优选取决于边界条件(例如能量价格的变化)。

Claims (10)

1.在硫酸存在下通过苯与硝酸的绝热硝化生产硝基苯的方法，其中
a) 将硝化反应中得到的产物混合物分离成废酸和粗硝基苯，和
b) 至少将所述废酸中含有的水与其中所含的硫酸部分地分离，和
c) 将如此浓缩了的硫酸再加入到硝化反应，
其特征在于：
i) 通过两阶段蒸发进行根据步骤b)的所述分离，其中绝对压力从第一阶段的100毫巴到300毫巴降至第二阶段的50毫巴到150毫巴，
ii) 用于根据步骤i)的蒸发的热基本上来自于硝化的反应焓，和
iii) 在硝化反应中得到的产物混合物具有至少110℃的温度。
2.根据权利要求1的方法，其特征在于：硝化反应中得到的所述产物混合物具有至少120℃的温度。
3.根据权利要求1或2的方法，其特征在于：至少90%比例的用于根据步骤ii) 的蒸发的热来自于所述绝热硝化反应的反应焓。
4.根据权利要求3的方法，其特征在于：用于根据步骤ii) 的蒸发的热只来自于所述绝热硝化反应的反应焓。
5.根据权利要求3的方法，其特征在于：最多10％比例的用于蒸发的热从本方法以外输送到所述两个阶段。
6.根据前述权利要求中任一项的方法，其特征在于：根据i)的第一阶段的废酸的进料含有60到75质量％的H2SO4。
7.根据前述权利要求中任一项的方法，其特征在于：根据i)的每阶段中分离的蒸汽通过冷凝液化。
8.根据权利要求7的方法，其特征在于：将分离出的所述液化的蒸汽输送到相分离器中。
9.根据前述权利要求中任一项的方法，其特征在于：根据步骤c)的所述浓缩的硫酸在实施步骤i)的两个阶段之后具有不小于65质量％的H2SO4含量。
10.用于生产硝基苯的设备，包括反应器(1)、相分离器(2)、两个连接到真空装置(7、9)的蒸发器和冷凝装置和任选的储存容器(5)，其特征在于：
所述设备具有带相关联的第一冷凝器(8)和连接的真空装置(9)的第一蒸发器(3)和带相关联的第二冷凝器(6)和连接的真空装置(7)的第二蒸发器(4)，和其中所述第一蒸发器(3)直接与所述第二蒸发器(4)连接用于传送还未被蒸发的组分，和其中另外所述第一冷凝器(8)的热交换表面小于或等于所述第二冷凝器(6)的热交换表面的两倍。
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