CN110072840B - 在不同生产能力下生产二苯基甲烷系列的二胺和多胺的方法 - Google Patents

在不同生产能力下生产二苯基甲烷系列的二胺和多胺的方法 Download PDF

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Abstract

本发明涉及在不同生产能力下通过苯胺和甲醛的缩合、接着酸催化重排来制备二苯基甲烷系列的二胺和多胺的方法。通过调节酸催化重排步骤中的温度实现了，尽管停留时间不可避免地与生产能力的改变相关地改变，但是重排反应完全进行并且没有出现产物组成的不想要的改变。

Description

在不同生产能力下生产二苯基甲烷系列的二胺和多胺的方法
本发明涉及在不同生产能力下通过苯胺和甲醛的缩合、接着酸催化重排来制备二苯基甲烷系列的二胺和多胺的方法。通过调节酸催化重排步骤中的温度实现了，尽管停留时间不可避免地与生产能力的改变相关地改变，但是重排反应完全进行并且没有出现产物组成的不想要的改变。
在酸性催化剂存在下通过苯胺与甲醛的反应制备二苯基甲烷系列的二胺和多胺（MDA）原则上是已知的。在本发明意义上，将二苯基甲烷系列的二胺和多胺理解为是指下列类型的胺和胺的混合物：
Figure 620953DEST_PATH_IMAGE001
n在此表示≥ 2的自然数。n = 2的这类化合物在下文中被称为二苯基甲烷系列的二胺或二氨基二苯基甲烷（在下文中MMDA；“单体MDA”）。n > 2的这类化合物在本发明范围内被称为二苯基甲烷系列的多胺或多亚苯基多亚甲基多胺（在下文中PMDA；“聚合物MDA”）。这两种类型的混合物被称为二苯基甲烷系列的二胺和多胺（为简单起见，在下文中称为MDA）。在形式上可通过所有NH2基团被NCO基团替代衍生自式(I)的化合物的相应异氰酸酯与此相应地被称为二苯基甲烷系列的二异氰酸酯（在下文中MMDI）、二苯基甲烷系列的多异氰酸酯或多亚苯基多亚甲基多异氰酸酯（在下文中PMDI）或二苯基甲烷系列的二-和多异氰酸酯（在下文中MDI）。在此，在胺的情况下和在异氰酸酯的情况下，高级同系物（n > 2）通常始终与二聚物（n = 2）混合存在，因此在实践中仅两种产物类型是相关的，纯二聚物（MMDA/MMDI），和二聚物与高级同系物的混合物（MDA/MDI）。下文中仅在重要时才给出氨基在二聚物中的两个亚苯基上的位置（对-对；邻-对和邻-邻）。为简单起见，这如文献中常用的，以X,Y'-MDA的形式（4,4'-、2,4'-或2,2'-MDA）进行。这同样适用于MDI（将异构体标记为X,Y'-MDI（4,4'-、2,4'-或2,2'-MDI））。
在工业上，二胺和多胺混合物主要通过光气化转化成相应的二苯基甲烷系列的二-和多异氰酸酯。
例如在EP-A-1 616 890、US 5,286,760、EP-A-0 451 442和WO-A-99/40059中公开了MDA的连续或部分不连续制备。芳胺和甲醛生成二苯基甲烷系列的二胺和多胺的酸性缩合在多个反应步骤中进行。在所谓的“缩醛胺（Aminal）方法”中，首先在不存在酸性催化剂的情况下使甲醛与苯胺缩合成所谓的缩醛胺，其中解离水。接着进行酸催化重排成MDA，在第一步骤中生成对-和/或邻-氨基苄基苯胺。在第二步骤中，将氨基苄基苯胺重排成MDA。苯胺和甲醛的酸催化反应的主要产物是二胺4,4'-MDA、其位置异构体2,4'-MDA和2,2'-MDA以及各种二胺的高级同系物（PMDA）。在所谓的“中和方法”中，苯胺和甲醛在酸性催化剂存在下直接转化成氨基苄基苯胺，它们随后进一步重排成二环MMDA异构体和更多环的PMDA同系物。该发明涉及缩醛胺工艺。
不取决于用于制备酸性反应混合物的方法变体，根据现有技术通过用碱中和进行其后处理。这种中和通常在例如90℃至100℃的温度下进行而不加入其它物质（参见H. J.Twitchett, Chem. Soc. Rev. 3(2), 223 (1974)）。但是，其也可在另外的温度水平下进行，以例如加速干扰性副产物的降解。碱金属和碱土金属元素的氢氧化物适合作为碱。优选使用氢氧化钠溶液。
在中和后，在分离容器中将有机相与水相分离。对在分离水相后留下的包含粗制MDA的有机相施以进一步后处理步骤，例如用水洗涤（碱洗），以从粗制MDA中洗掉残留盐。最后，通过合适的方法，例如蒸馏、萃取或结晶将如此纯化的粗制MDA除去过量的苯胺、水和存在于该混合物中的其它物质（例如溶剂）。例如在EP-A-1 652 835第3页第58行至第4页第13行或EP-A-2 103 595第5页第21至37行中公开了根据现有技术常用的后处理。
国际专利申请WO 2014/173856 A1提供了通过在不存在酸催化剂的情况下将苯胺和甲醛转化成缩醛胺和水、分离水相并将有机缩醛胺相进一步加工成二苯基甲烷系列的二胺和多胺来制备二苯基甲烷系列的二胺和多胺的方法，其中通过使用聚结助剂在缩醛胺反应中获得的方法产物的相分离中降低包含缩醛胺的有机相中的水和因此水溶性杂质的比例。在缩醛胺相的进一步加工后通过酸催化重排和后处理获得的二苯基甲烷系列的二胺和多胺出色地适用于制备相应的异氰酸酯。
用于制备MDA的反应方法的品质一方面通过粗制产物中可由于不当的反应运行而产生的不想要的次要组分和杂质的含量来定义。另一方面，反应方法的品质是通过整个过程可在没有技术性生产停止运行或需要介入该过程的问题的情况下运行并且避免原料的损失或至少保持原料损失最小化来定义的。
尽管所描述的现有技术的方法成功地以高收率制备MDA而没有最终产物的品质损失，但仅描述了在正常运行下的方法。仅少数公开涉及正常运行以外的状态：
国际专利申请WO 2015/197527 A1涉及制备二苯基甲烷系列的二胺和多胺（MDA）的方法、用于制备MDA的设施和运行用于制备MDA的设施的方法。该发明能够通过单个设施部件的所谓的循环运行方式在时间耗费方面和任选也在能量-和材料耗费方面优化MDA工艺的运行中的生产停工。在该方法中断或单个设施部件的运行中断的期间，没有将甲醛引入该反应中，并且不涉及检查、维修或清洁措施的设施部件以所谓的循环运行方式运行。由此尤其实现，只有所涉设施部件必须在措施期间停工，这在该方法的生产效率和经济性以及制备的产品的品质方面可能是有利的。
国际专利申请WO 2015/197519 A1涉及制备二苯基甲烷系列的二胺和多胺的方法，其中在该生产工艺的停车过程期间注意确保苯胺相对于福尔马林过量。
国际专利申请WO 2015/197520 A1涉及由苯胺和甲醛制备二苯基甲烷系列的二胺和多胺（MDA）的方法，其中在启动过程期间注意确保苯胺相对于甲醛足够过量，其为对于要生产的MDA的目标配方而言所寻求的苯胺与甲醛的摩尔比的至少105%。
在此也没有考虑在连续生产过程（即具有启动状态和结束状态，在其中生产MDA）期间所寻求的生产能力的改变（也称为“负荷变换”）。由于苯胺通常以化学计算过量来使用，因此用于制备MDA的给定设施的生产能力是通过甲醛进料来定义的，其在本发明范围内被称为(甲醛)负荷。
负荷变换是始终再现的设施状态，其对连续工作的设施的经济（和生态友好-关键词能量耗费）的运行具有显著影响。由于在给定的连续生产设施的情况中，负荷变换不可避免地与反应混合物在可用反应空间中的停留时间的改变相关联，因此除纯经济、生态和运行技术的挑战之外，此外可能发生不想要的产物组成的改变。所得MDA的确切组成（尤其是MMDA的异构体比率和MMDA与PMDA的比率）也决定性地依赖于反应混合物的停留时间，因此在操作方式不当时可能发生，在负荷变换后获得显著不同的产物，即使这并非有意为之。
因此希望提供制备二苯基甲烷系列的二胺和多胺的方法，在该方法中通过简单措施实现，在运行MDA工艺时如此实施负荷变换，以使其在经济、生态和运行技术方面尽可能优化地（例如在收率、时间耗费、能量耗费和避免方法技术问题如装置中的结块或堵塞方面）运行，通过该负荷变换避免产物组成的不想要的改变。
根据本发明，这可通过根据专利权利要求1的方法实现。如下文还详细阐述的这种方法的特征尤其在于，至少一个重排反应器中的温度在所寻求的负荷提高的情况下提高并在所寻求的负荷降低的情况下降低。
本发明的所有实施方案涉及在生产设施(10 000)中由苯胺(1)和甲醛(2)制备二苯基甲烷系列的二胺和多胺的方法，其中合计所用苯胺(1)与合计所用甲醛(2)的摩尔比n(1)/n(2)始终大于1.6，所述方法包含步骤：
(A-I) 在反应器(1000，缩醛胺反应器)中，在不存在酸性催化剂的情况下，使苯胺(1)和甲醛(2)反应，获得包含缩醛胺(3)的反应混合物(4)，然后在分离装置(2000，也称为缩醛胺分离器)中从反应混合物(4)中至少部分地分离水相(6)，获得包含缩醛胺(3)的有机相(5)；
(A-II) 在由i个串联的反应器(3000-1、3000-2、...、3000-i)构成的反应器级联(3000)中使在步骤(A-I)中获得的包含缩醛胺的有机相(5)与酸性催化剂(7)接触，其中i是2至10的自然数（酸催化重排），其中
·在流动方向上的第一反应器(3000-1)在25.0℃至65.0℃，优选30.0℃至60.0℃的温度T3000-1下运行，并且装载料流(5)和酸性催化剂(7)并任选装载附加苯胺(1)和/或附加甲醛(2)，
·在流动方向上的每一下游反应器(3000-2、...、3000-i)在比T3000-1高大于2.0℃的温度下运行并装载在紧邻的上游反应器中获得的反应混合物；
(B) 通过至少下述步骤从在最后一个反应器(3000-i)中获自步骤(A-II)的反应混合物(8-i)中分离二苯基甲烷系列的二胺和多胺
(B-I) 在中和装置(4000，优选中和搅拌容器)中将基于酸性催化剂(7)的合计所用量计化学计算过量的碱(9)添加到在步骤(A-II)中在最后一个反应器(3000-i)中获得的反应混合物(8-i)中，获得反应混合物(10)，其中尤其遵循1.01至1.30的碱(9)与合计所用酸性催化剂(7)的摩尔比（中和）；
(B-II) 在分离装置(5000，中和分离器)中将在步骤(B-I)中获得的反应混合物(10)分离成包含二苯基甲烷系列的二胺和多胺的有机相(11)和水相(12)。
短语“合计所用苯胺”和“合计所用甲醛”各自是指在根据本发明的方法中使用的这些反应物的总量，即包括在步骤(A-I)后另外加入的比例。
有机相(11)可以，如下文中进一步还详细描述地，经受进一步后处理。
根据本发明，上述步骤连续进行，意味着将各自的反应物连续地供入属于各自的步骤的装置并从中连续取出产物。
在本发明意义上的负荷变换的情况下，不希望产物组成的显著改变，即应该基本避免产物组成的改变。在此，本发明意义上的基本避免由负荷变换造成产物组成的改变的特征尤其在于，合计所用苯胺与合计所用甲醛的比率（在下文中为n(1)/n(2)；在文中也称为A/F比）在负荷变换之前和之后基本相同，其中在负荷变换期间可允许与负荷变换前的n(1)/n(2)比的偏差略大，这使得在调节技术方面更容易地控制负荷变换。
根据本发明现 - 简化而言；下文进一步阐明细节 -如此运行，在负荷变换的情况下，合计所用酸性催化剂与合计所用苯胺的摩尔比（在下文中为n(7)/n(1)；也称为质子化 程度 = n(7)/n(1) · 100%）保持基本恒定并调节反应器3000-2、...、3000-i的至少一个中的温度，以致尽管停留时间改变，但是重排反应完全进行并基本避免由负荷变换引起的产物组成的不想要的改变。根据本发明，负荷变换后的n(7)/n(1)比与负荷变换前基本相同，其中在负荷变换期间可允许与负荷变换前的n(7)/n(1)比的偏差略大。由于n(1)/n(2)比和n(7)/n(1)比在负荷变换时在每个时间点最多经受较小改变，因此原料苯胺(1)、甲醛(2)和酸性催化剂(7)基本同时减少（负荷降低）或增加（负荷提高）。在负荷变换期间对n(1)/n(2)比和n(7)/n(1)比的略大容差允许能够在调节技术方面更容易地控制负荷变换。但是，下文中还将进一步详细描述的根据本发明允许的容差仍在基本至完全避免运行技术问题的范围内。
该方法允许在经济、生态（关键词：能量耗费）和运行技术方面有利地实施负荷变换。
由于本发明涉及负荷变换，即生产设施的不同运行状态，因此下文使用的下列术语定义是有益的：
生产设施的起始状态A，具有通过引入的甲醛的量定义的给定生产能力：
·在起始状态下合计所用苯胺的质量流量m1: m1 (A) ≠ 0 [例如以t/h计]，
·在起始状态下合计所用甲醛的质量流量m2: m2 (A) ≠ 0 [例如以t/h计]，
·在起始状态下合计所用酸性催化剂的质量流量m7: m7 (A) ≠ 0 [例如以t/h计]，
·在起始状态下合计所用苯胺(1)与合计所用甲醛(2)的摩尔比n(1)/n(2): n(1)/n(2)(A)以及
·在起始状态下合计所用酸性催化剂与合计所用苯胺的摩尔比n(7)/n(1): n(7)/n(1)(A)。
生产设施的结束状态E，具有所寻求的通过引入的甲醛的量定义的生产能力（其中相较于起始状态引入更少或更多的甲醛）：
·在结束状态下合计所用苯胺的质量流量m1: m1 (E) ≠ 0 [例如以t/h计]，
·在结束状态下合计所用甲醛的质量流量m2: m2 (E) ≠ 0 [例如以t/h计]，
·在结束状态下合计所用酸性催化剂的质量流量m7: m7 (E) ≠ 0 [例如以t/h计]，
·在结束状态下合计所用苯胺(1)与合计所用甲醛(2)的摩尔比n(1)/n(2): n(1)/n(2)(E)以及
·在结束状态下合计所用酸性催化剂与合计所用苯胺的摩尔比n(7)/n(1): n(7)/n(1)(E)。
在起始状态和结束状态之间的过渡状态Ü（相当于负荷变换的时期）：
·在过渡状态下合计所用苯胺的质量流量m1: m1 (Ü) ≠ 0 [例如以t/h计]，
·在过渡状态下合计所用甲醛的质量流量m2: m2 (Ü) ≠ 0 [例如以t/h计]，
·在过渡状态下合计所用酸性催化剂的质量流量m7: m7 (E) ≠ 0 [例如以t/h计]，
·在过渡状态下合计所用苯胺(1)与合计所用甲醛(2)的摩尔比n(1)/n(2): n(1)/n(2)(Ü)，
·在过渡状态下合计所用酸性催化剂与合计所用苯胺的摩尔比n(7)/n(1): n(7)/n(1)(Ü)。
根据本发明，从m2 (A)出发的m2一提高或降低,过渡状态就开始（这个时间点在下文中称为t1），并且m2一达到对于m2 (E)而言所寻求的值，过渡状态就结束（这个时间点在下文中称为t2）。
基于在根据本发明的方法中所用的n(1)/n(2)的最小值1.6，目标产物MDA的收率受引入的合计所用甲醛(2)的流量限制。在生产设施(10 000)的给定边界条件下用于制备特定产物类型（即通过MMDA的特定异构体组成和MMDA与PMDA的特定比率表征的二苯基甲烷系列的二胺和多胺的混合物）的合计所用甲醛(2)的最大可能流量：
·m2 (N) [例如以t/h计]，
在此处和在下文中称为额定负荷。
合计所用甲醛(2)的最大可能流量可根据要制备的MDA产物类型而波动。这对本发明通常不重要，因为在负荷改变后的产物与负荷变换前基本相同。如果根据本发明允许的n(1)/n(2)的改变与预期相反地造成结束状态下的额定负荷显著偏离起始状态下的，则在起 始状态下的额定负荷m2 (N、A)对本发明的目的而言是决定性的（即特别是对于量化负荷改变的目的而言；详情见下文）。在给定生产设施的情况下，m2 (N、A)的值从一开始就是已知的（例如由于将该设施设计用于生产每小时特定产物类型的特定量）或者可以由本领域技术人员从该设施的已知边界条件（存在的装置的数量和尺寸等）按决定性的起始状态的已知运行参数（n(1)/n(2)(A)、n(7)/n(1)(A)）容易地来确定。在实践中，替代m2 (N)经常给出在假设生产设施的设计参数（包括n(1)/n(2)比、n(7)/n(1)比等）下预期的MDA的相应的产物流量（例如以t/h计）。因此，替代额定负荷，也经常提及额定生产能力或简称额定能力。就此而言，术语“负荷”和“（生产）能力”最终是指同一件事，但具有不同的参考点（在一种情况下是起始材料的流量，在另一情况下是由这一起始材料预期的目标产物的流量）。
通过在起始状态或结束状态下实际存在的合计所用甲醛的质量流量定义的在起始状态和结束状态下的实际存在的负荷（或– 参见上文的阐释 – 实际存在的生产能力或简称能力）可相对于额定负荷如下表示：
·m2 (A) = X(A) · m2 (N)[例如以t/h计]；
·m2 (E) = X(E) · m2 (N)[例如以t/h计]。
在这两种情况下，X是大于0且小于或等于1的无量纲乘数，其表示相对于额定负荷的实际负荷。对于从具有一半额定负荷的生产（“半负荷”）变至具有额定负荷的生产（“满负荷”），因此适用X(A) = ½且X(E) = 1。在负荷增加的情况中，适用X(E) > X(A)；在负荷降低的情况中，适用X(E) < X(A)。
负荷改变的大小的量化标准是X(E)和X(A)之差的数量:
·∣X(E) – X(A)∣ (= ∣X(A) – X(E)∣) = ΔX。
在本发明意义上，负荷变换指的是ΔX的值大于或等于0.10，优选大于或等于0.15，特别优选大于或等于0.20，非常特别优选大于或等于0.25。根据本发明的方法包含至少一次如此定义的负荷变换。
在所有上文提到的运行状态下，n(1)/n(2)被设定为大于1.6的值。关于表述“合计 所用酸性催化剂”，相应地适用上文对苯胺和甲醛作出的陈述：其是指酸性催化剂的总量。这可以（并优选）完全供入反应器3000-1；但也可以向这一反应器供应仅主要部分的合计所用酸性催化剂并将较小比例另外计量加入到在流动方向上随后的反应器中。
在每种情况下所寻求的是，避免由负荷变换造成的不想要的产物组成的改变。由于产物组成的改变决定性地通过n(1)/n(2)比的改变来确定，因此如此运行根据本发明的方法，以适用：
0.95 · n(1)/n(2)(A) ≤n(1)/n(2)(E) ≤ 1.05 ·n(1)/n(2)(A)，优选0.97· n(1)/n(2)(A) ≤n(1)/n(2)(E) ≤ 1.03 ·n(1)/n(2)(A)。
根据本发明，将在流动方向上的下游反应器(3000-2、3000-3、... 3000-i)中的温度各自设定为比T3000-1高大于2.0℃的值。这在所有运行状态下，即在起始状态、过渡状态和结束状态下都适用。
根据本发明，此外，始终如此选择在流动方向上的第一反应器(3000-1)中的温度，以使其在25.0℃至65.0℃，优选30.0℃至60.0℃的范围。这在所有运行状态下，即在起始状态、过渡状态和结束状态下都适用。
在所用苯胺和酸性催化剂的量的方面，如此运行根据本发明的方法，以适用：
0.90 · n(7)/n(1)(A) ≤n(7)/n(1)(E) ≤ 1.10 ·n(7)/n(1)(A)，优选0.95· n(7)/n(1)(A) ≤n(7)/n(1)(E) ≤ 1.05 ·n(7)/n(1)(A)。
此外，在过渡状态Ü期间：
(i) 如此设定n(1)/n(2)( Ü)，以在整个过渡状态期间始终适用：
0.90 · n(1)/n(2)(A) ≤n(1)/n(2)(Ü) ≤ 1.10 ·n(1)/n(2)(A)，优选0.95· n(1)/n(2)(A) ≤n(1)/n(2)(Ü) ≤ 1.05 ·n(1)/n(2)(A)；
(ii) 如此设定n(7)/n(1)(Ü)，以在整个过渡状态期间始终适用：
0.85 · n(7)/n(1)(A) ≤n(7)/n(1)(Ü) ≤ 1.15 ·n(7)/n(1)(A)，优选0.90· n(7)/n(1)(A) ≤n(7)/n(1)(Ü) ≤ 1.10 ·n(7)/n(1)(A)；
(iii) 将来自步骤(A-II)的在流动方向上的第一反应器(3000-1)中的温度设定为与在起始状态A期间这一反应器中的温度相差最多10.0℃，优选最多5.0℃，特别优选最多2.0℃的值，其中出于实用目的，特别优选的± 2.0℃的最大偏差被视为保持相同的温度，和
(iv-1) 在m2 (E) > m2 (A)的情况中，将在流动方向上的至少一个（优选所有）下游反应器(3000-2、...、3000-i)中的温度与起始状态A相比提高大于2.0℃，由此最晚至m2达到对于m2 (E)而言所寻求的值的时间点（即在t = t2时）存在所寻求的终点温度，并且在温度没有提高的所有反应器(3000-2、...、3000-i)中的温度，在± 2.0℃的范围内保持相同；
(iv-2) 在m2 (E) < m2 (A)的情况中，将在流动方向上的至少一个（优选所有）下游反应器(3000-2、...、3000-i)中的温度与起始状态A相比降低大于2.0℃，由此最晚至m2达到对于m2 (E)而言所寻求的值的时间点（即在t = t2时）存在所寻求的终点温度，并且在温度没有降低的所有反应器(3000-2、...、3000-i)中的温度，在± 2.0℃的范围内保持相同。
根据本发明，对于在过渡状态期间的反应器3000-1，可能显著偏离在起始状态下的温度。在这一反应器中，在该反应器中，由于负荷变化引起的释放热量的变化更加引人注目。（对放热性作出显著贡献的一方面是在酸与反应混合物的胺类组分的反应中释放的中和热，以及开始的缩醛胺的酸催化重排）。如果需要，通过在过渡状态下的温度下更大的容差，可将这计入考虑。但是，优选的是，在过渡状态结束时（即在m2达到对于m2 (E)而言所寻求的值时）将反应器3000-1中的温度又调节至在± 2.0℃的波动范围内与起始状态相对应的值，然后在结束状态下保持这一温度。此外优选在结束状态下在± 2.0℃的波动范围内保持在过渡状态结束时（即在t2）反应器3000-2、…、3000-i中存在的温度。
在负荷提高的情况下在至少一个反应器3000-2、...、3000-i中的温度提高应该尽可能快地发生，以能够以最佳可能方式补偿停留时间的缩短。优选地，已经在t1设定对于结束状态而言所寻求的温度作为新的目标温度，以使实际存在的实际温度在尽可能最短的时间内，但最晚在t2时具有对于结束状态而言所寻求的值。
相反，在负荷降低的情况下在至少一个反应器3000-2、...、3000-i中的温度降低应该尽可能慢地发生，以避免形成非重排产物。优选地，在t2时才达到对于结束状态而言所寻求的值。
附图意在阐明根据本发明的方法：
图1显示在反应器级联的最后一个反应器中的温度T3000-i和流量m2，各自作为时间t的函数。
这和其它附图仅意在说明本发明的基本原理并且没有声称依照比例。
根据本发明重要的是，在过渡状态结束时（即在已设定了对于结束状态而言所寻求的负荷时，在t = t2），在负荷提高的情况下，至少一个反应器3000-2、…、3000-i中的温度已提高大于2.0℃。在负荷降低的情况下，反向行事（至少一个反应器3000-2、…、3000-i中的温度降低大于2.0℃）。本发明的方法图解在图1中，以提高负荷和反应器级联的最后一个反应器中的温度T3000-i为例：在起始状态下，负荷为m2 = m2 (A)。在时间点t = t1（= 过渡 状态的开始），提高负荷，至其在时间点t = t2（= 过渡状态的结束），达到对于结束状态而言所寻求的值m2 = m2 (E)。同样提高温度T3000-i，至其在(最晚) t = t2时达到所寻求的与T3000-i (A)相比提高大于2.0℃的值。在图1中所示的示例性情况下，在t2之前已达到这一温度，如上文解释，这在负荷提高的情况下是优选的。适用 - 并且对于本发明的所有可想到的实施方案而不仅是在图1中示例性示出的情况中 - m2(t=t2) = m2 (E)和T3000-i (Ü)(t=t2)= T3000-i (Ü)(E)。
下面详细描述本发明的实施方案。除非具体情况中另行指明，否则这些实施方案适用于本发明的所有工艺方案。在此可将各种实施方案任意互相组合，只要本领域技术人员从上下文中没有获悉相反的意思。
图2显示适用于实施根据本发明的方法的生产设施(10 000)。
图3显示反应器级联(3000)的细节部分。通过虚线箭头显示仅任选将附加酸性催化剂(7)添加到反应器(3000-1)下游的反应器(3000-2)至(3000-i)中。
根据本发明的方法的步骤(A-I)可以如由现有技术中原则上已知的那样进行，只要遵循根据本发明的其它要求。在此，将苯胺和甲醛水溶液在20.0℃至120.0℃，优选40.0℃至110.0℃，特别优选60.0℃至100.0℃的温度下在1.6至20，优选1.6至10，特别优选1.6至6.0，非常特别优选1.7至5.5，尤其非常特别优选1.8至5.0的摩尔比下缩合成缩醛胺和水。步骤(A-I)的反应器在标准压力下或在过压下运行。优选存在1.05巴至5.00巴（绝对），非常优选1.10巴至3.00巴（绝对），非常特别优选1.20巴至2.00巴（绝对）的压力。通过压力调节阀或通过连接缩醛胺反应器(1000)的排气系统和用于在反应完成后的相分离使用的缩醛胺分离器(2000)的溢流来保持压力。优选加热缩醛胺分离器和水相的出口，以防止结块。
合适的苯胺品质描述在例如EP 1 257 522 B1、EP 2 103 595 A1和EP 1 813 598B1中。优选使用在水中具有30.0质量%至50.0质量%甲醛的技术级品质的福尔马林（甲醛水溶液）。但是，具有更低或更高浓度的甲醛溶液或使用气态甲醛也是可以想到的。
有机缩醛胺相和水相的相分离优选在20.0℃至120.0℃，特别优选40.0℃至110.0℃，非常特别优选60.0℃至100.0℃的温度下进行，在每种情况下优选在环境压力下或在相对于环境压力略微提高的压力（提高最多0.10巴）下。
根据本发明的方法的步骤(A-II)可以如由现有技术中原则上已知的那样进行，只要遵循根据本发明的其它要求。缩醛胺的重排在酸性催化剂，通常强无机酸如盐酸存在下进行。优选以0.0010至0.90，优选0.050至0.50的无机酸与苯胺的摩尔比使用无机酸。当然也可以使用如文献中描述的固体酸性催化剂。在此可将甲醛添加到苯胺和酸性催化剂的混合物中，并通过逐步加热使反应溶液完全反应。或者，也可以首先使苯胺和甲醛预反应，然后在事先分离水或不事先分离水的情况下，与酸性催化剂或附加苯胺和酸性催化剂的混合物混合，然后通过逐步加热使反应溶液完全反应。该反应可根据文献中大量描述的方法之一连续或不连续地实施（例如在EP 1 616 890 A1或EP 127 0544 A1中）。
可以向第一反应器3000-1供应附加苯胺和/或附加甲醛。同样可以向下游反应器3000-2,…、3000-i还供应少量苯胺和/或甲醛。这些各自可以是新鲜原料或来自其它反应器的再循环料流。但是，将合计所用苯胺和合计所用甲醛的主要量引入“缩醛胺反应器”1000中。不依赖于如何将苯胺(1)和甲醛(2)任选分配至各种反应器，根据本发明的方法优选如此运行，以使合计所用苯胺(1)与合计所用甲醛(2)的摩尔比n(1)/n(2)在所有运行状态(A、Ü、E)下始终具有1.6至2.0，优选1.6至10，特别优选1.6至6.0，非常特别优选1.7至5.5，尤其非常特别优选1.8至5.0的值。
优选将合计所用酸性催化剂(7)完全供入反应器3000-1。或者也可以，将合计所用酸性催化剂(7)的一部分供入流动方向上的一个或多个下游反应器3000-2,…、3000-i。
在根据本发明的方法中，所用的酸性催化剂(7)优选是无机酸，尤其是盐酸。合适的盐酸品质描述在例如EP 1 652 835 A1中。
在这两种工艺方案中，步骤(A)中的合适反应器3000-1、3000-2、... 3000-i都是本领域技术人员已知的装置，如搅拌釜和管式反应器：
在搅拌釜反应器的情况下，温度通常在整个反应器内容物上相同，因此，对本发明的目的而言，在哪个位置测量温度不重要。如果与预期相反，在反应器内容物上存在显著的温度差异，则在反应混合物离开反应器的出口处测得的温度是对本发明的目的而言决定性的温度。
如果在反应混合物进入反应器的入口与反应混合物离开反应器的出口之间存在显著温度梯度，如该情况可能是在管式反应器中的情况，则在反应混合物离开反应器的出口处测得的温度是对本发明的目的而言决定性的温度。
优选地，反应器级联3000的反应器中的温度从反应器3000-1至反应器3000-i提高，即最后一个反应器3000-i中的温度优选高于第一反应器3000-1，其中在3000-1和3000-i之间的两个相继的反应器中的温度也可能相同，但每个反应器3000-2、3000-3、...、3000-i的温度不低于前一反应器的温度。但是，特别优选地，反应器级联3000的反应器中的温度从反应器3000-1至反应器3000-i逐渐提高，即每个反应器3000-2、3000-3、...、3000-i的温度高于前一反应器的温度。
同样优选的是，
·T3000-1始终设定为25.0℃至65.0℃，特别优选30.0℃至60.0℃的值，和
·所有在流动方向上的下游反应器(3000-2、...、3000-i)中的温度始终各自设定为35.0℃至200.0℃，特别优选50.0℃至180.0℃的值。
所有上述优选温度的数值在所有运行状态(A、Ü、E)下适用。
优选在具有甲醛质量流量m2 (E)的生产期间保持在过渡状态结束时（即在m2已达到对于结束状态而言所寻求的值m2 (E)时）反应器级联3000的反应器j中的各自存在的温度T3000-j在± 2.0℃的波动范围内。在温度T3000-j下，在本发明的术语中，如已经提到，在±2.0℃的范围内的轻微波动仍被视为保持相同的温度。
步骤(B-I)可以如由现有技术中原则上已知的那样进行，只要遵循根据本发明的其它要求。任选添加水和/或苯胺来中和包含二苯基甲烷系列的二胺和多胺的反应混合物。根据现有技术，该中和通常在例如90.0℃至120.0℃的温度下进行而不加入其它物质。但其也可以在另外的温度水平下进行，以例如加速干扰性副产物的降解。合适的碱是例如碱金属和碱土金属元素的氢氧化物。优选使用NaOH水溶液。用于中和的碱优选以对于中和所用酸性催化剂而言化学计量需要量的大于100%，特别优选105%至120%的量来使用（参见EP 1652 835 A1）。
步骤(B-II)可以如由现有技术中原则上已知的那样进行，只要遵循根据本发明的其它要求。将包含二苯基甲烷系列的二胺和多胺的中和反应混合物分离成包含二苯基甲烷系列的二胺和多胺的有机相和水相。这可通过加入苯胺和/或水辅助。如果通过加入苯胺和/或水辅助相分离，则其加入优选在中和中在剧烈混合下已经进行。在此可在具有静态混合器的混合区中、在搅拌釜或搅拌釜级联中，或在混合区和搅拌釜的组合中进行混合。然后优选将经中和并通过加入苯胺和/或水稀释的反应混合物供往由于其配置和/或内部件（Einbauten）而特别适用于分离成包含MDA的有机相和水相的装置，优选根据现有技术的相分离或萃取装置，其例如描述在Mass-Transfer Operations, 第3版, 1980, McGraw-HillBook Co, 第477至541页或Ullmann’s Encyclopedia of Industrial Chemistry (卷21,Liquid-Liquid Extraction, E. Müller等人, 第272-274页, 2012 Wiley-VCH VerlagGmbH & Co. KGaA, Weinheim, DOI: 10.1002/14356007.b03_06.pub2)或Kirk-OthmerEncyclopedia of Chemical Technology（参见“http://onlinelibrary.wiley.com/book/10.1002/0471238961”, 在线发表: 2007年6月15日, 第22-23页）中（混合器-沉降器级联或沉降容器）。
如果在步骤(A-II)中在过渡状态期间显著提高酸性催化剂的流量，则当然也相应地提高步骤(B-I)中所用的碱的流量（并在相同时间范围内），由此始终，即甚至在过渡状态下也满足根据本发明的对碱化学计算过量的要求。如果在步骤(A-II)中在过渡状态期间显著降低酸性催化剂的流量，则优选也相应地降低步骤(B-I)中所用的碱的流量（并同样在相同时间范围内），以避免不必要的盐负担。
在步骤(B-II)后优选接着进一步后处理步骤，即：
步骤(B-III): 在洗涤装置(6000，“洗涤容器”)中用洗涤液(13)洗涤有机相(11)，接着
步骤(B-IV): 在分离装置(7000，“洗水分离器”)中将在步骤(B-III)中获得的混合物(14)分离成包含二苯基甲烷系列的二胺和多胺的有机相(16)和水相(15)；
步骤(B-V): 在蒸馏装置(8000)中蒸馏来自步骤(B-IV)的有机相(16)，获得二苯基甲烷系列的二胺和多胺(18)，其中分离包含水和苯胺的料流(17)。
这些步骤可以如现有技术中原则上已知的那样进行。特别优选随后用水(13)洗涤(B-III)有机相(11)，并重新分离水相(15)，以除去残留盐含量（优选如DE-A-2549890第3页中所述）。在步骤(B-IV)中离开相分离后，包含二苯基甲烷系列的二胺和多胺的有机相(16)通常具有80.0℃至150.0℃的温度。
如EP 1 813 597 B1中所述般由如此获得的包含二苯基甲烷系列的二胺和多胺的有机相蒸馏分离水和苯胺。有机相优选具有5.0至15质量%的水和根据苯胺和甲醛的使用比率，5.0至90质量%，优选5.0至40质量%的苯胺和5.0至90质量%，优选50至90质量%的二苯基甲烷系列的二胺和多胺的基于混合物的质量计的组成。
特别优选地，根据本发明的方法还包括附加步骤(C)，其中将包含水和苯胺的料流(17)任选在后处理后再循环到步骤(A-I)中，和/或，如果在步骤(A-II)中任选加入附加苯胺(1)，再循环到步骤(A-II)中。
在本发明的所有实施方案中预定，随着负荷变换的结束（即一旦合计所用甲醛的质量流量m2已达到对于结束状态而言所寻求的值m2 (E)；时间点t2），将反应器级联3000的反应器3000-2、…、3000-i中的温度设定为对于结束状态而言所寻求的值就完成了。逐步或连续地，优选连续地设定至对于结束状态而言所寻求的温度值。在逐步设定各自参数的情况下，该设定优选包含多个阶段，即，在起始温度和所寻求的终点温度之间经由一个或多个中间值（其各自保持特定时期）来设定所寻求的终点温度。
如果其它运行参数（即n(1)/n(2)、n(7)/n(1)、T3000-1）在根据本发明允许的界限范围内要超出过渡状态改变（即各自的运行参数变成在结束状态下的新值），则优选同样在时间点t2完成至对于结束状态而言所寻求的值的所需设定。特别地，本发明因此也涉及一种实施方案，其中在过渡状态Ü期间如此运行该方法，以致一旦合计所用甲醛的质量流量m2达到对于结束状态而言所寻求的值m2 (E)，存在对于结束状态E而言所寻求的n(1)/n(2)、n(7)/n(1)和反应器级联3000的第一反应器3000-1中的温度的值。对于结束状态而言所寻求的值的设定又可逐步或连续地，优选连续地进行。在逐步设定各自参数的情况下，该设定优选包含多个阶段，即例如在起始温度和所寻求的终点温度之间经由一个或多个中间值（其各自保持特定时期）来设定所寻求的终点温度。
在本发明的所有实施方案中，此外优选将负荷变换在时间方面限制为最长120分钟，即将在其内将合计所用甲醛的质量流量m2从m2 (A)出发调节到对于结束状态而言所寻求的值m2 (E)的时期（= 过渡状态的持续期 = 从t1到t2的时期）优选限制为120分钟。在此，过渡状态的最小持续期优选为1.00分钟，特别优选5.00分钟，非常特别优选30.00分钟。
在所附实施例中详细阐释本发明的详细实施方案。
根据本发明获得的二苯基甲烷系列的二胺和多胺可根据已知方法在惰性条件下与光气在有机溶剂中反应生成相应的二苯基甲烷系列的二-和多异氰酸酯，MDI。在此，可根据现有技术中已知的方法之一进行光气化（例如DE-A-844896或DE-A-19817691）。
通过根据本发明的方法为MDA的制备带来下列优点：
i) MDA设施的生产效率更高，因为不合规格的物品的出现最小化。
ii) 不想要的副产物的形成同样最小化。
因此，根据本发明的方法在非稳态期间（在过渡状态期间）能够实现技术上无缝的负荷变换，而没有随后在稳态（结束状态）下的停工期，随之带来所寻求的MDA最终产物的始终如一地高的品质。根据本发明的方法也能够顺利地实现负荷变换并因此对事件如原材料短缺等作出快速反应。
实施例
在实施例中对二环含量、异构体组成以及N-甲基-4,4'-MDA含量描述的结果基于计算。该计算部分地基于理论模型且部分地基于在真实运行实验中收集的工艺数据，通过其统计评估建立运行参数与结果（例如二环含量）的算术相关性。在运行经验值的基础上给出N-甲酰基-4,4'-MDA含量。给出的所有百分比-和ppm-值是基于各自料流的总质量计的质量比例。通过HPLC确定为理论模型提供基础的在真实运行实验中的质量比例。
反应器温度基于在反应器出口处的各自工艺产物的温度。
在所有实施例中，所制备的MDA具有50 ppm至100 ppm的残留苯胺含量和200 ppm至300 ppm的水含量。
A. 从具有额定负荷的生产出发的负荷降低
I.在额定负荷下在已试车的生产设施中制备MDA的通用条件
在连续反应法中，混合23.20 t/h的原料苯胺（含有90.0质量%的苯胺，1）和9.60t/h 32%的甲醛水溶液（相当于2.25:1的苯胺(1):甲醛(2)摩尔比）并在搅拌的反应釜(1000)中在90.0℃的温度和1.40巴（绝对）的压力下反应生成缩醛胺(3)。反应釜配备有具有冷却循环泵的冷却器。将离开反应釜的反应混合物导入相分离装置（缩醛胺分离器，2000）（步骤(A-I)）。
在相分离以除去水相(6)后，有机相(5)在混合喷嘴中与30%的盐酸水溶液(7)混合（质子化程度10%，即每摩尔氨基加入0.10摩尔HCl）并送入第一重排反应器(3000-1)中。第一重排反应器（所谓的“真空釜”）在50.0℃下运行，这借助在回流冷凝器中在104毫巴（绝对）的压力下的蒸发冷却来确保。给回流冷凝器装载0.50 t/h的新鲜苯胺。重排反应在由总共七个反应器构成的反应器级联中在50.0℃至156.0℃下（即在反应器3000-1中50.0℃ /在反应器3000-2中60.0℃ / 在反应器3000-3中83.0℃/ 在反应器3000-4中104.0℃ / 在反应器3000-5中119.0℃ / 在反应器3000-6中148.0℃ / 在反应器3000-7中156.0℃）进行到结束（步骤(A-II)）。
在完全反应后，将所得反应混合物(8-i)与32%氢氧化钠溶液以1.10:1氢氧化钠溶液:HCl的摩尔比混合并在中和搅拌容器(4000)中反应（步骤(B-I)）。此处的温度为115.0℃。绝对压力为1.40巴。经中和的反应混合物(10)随后在中和分离器(5000)中分离成下方的水相(12)（将其导入废水收集容器）和有机相(11)（步骤(B-II)）。
将上方的有机相(11)导入洗涤并在搅拌的洗涤容器(6000)中用冷凝液(13)洗涤（步骤(B-III)）。在洗水分离器(7000，步骤(B-IV))中分离从在洗涤容器(6000)中获得的两相混合物(14)中的洗水(15)后，通过蒸馏将由此获得的粗制MDA (16)脱除水和苯胺（作为料流17一起分离），其中作为底部产物获得17 t/h MDA (18)（步骤(B-V)）。
由此制备的MDA的平均组成是45.2% 4,4'-MDA、5.5% 2,4'-MDA、0.3% 2,2'-MDA，即51.0%的总二环含量，以及0.3% N-甲基-4,4'-MDA和0.3% N-甲酰基-4,4'-MDA，其中至100%的其余部分基本上由高级同系物（PMDA）及其异构体构成。
实施例1（对比例）: MDA设施的负荷从额定负荷降低到半负荷（= 额定负荷的 50%），其中n(1)/n(2)比保持相同，同时减少原料苯胺、福尔马林和氢氧化钠溶液并以时间 延迟方式减少HCl，真空釜(3000-1)中的温度保持相同并在最后五个反应器3000中降低大 于2.0℃
如上文在A.I下描述的MDA设施在17.0 t/h MDA的负荷下运行。由于较低的产物需求量，生产负荷应减半。为此，在120分钟内同时将供入缩醛胺反应器(1000)中的苯胺和福尔马林的进料量调节到新的生产负荷。福尔马林量降至4.80 t/h。苯胺进料量降至11.35t/h。在第一重排反应器(3000-1)的进料中进入混合喷嘴的盐酸流量延迟60分钟减半，这导致在过渡状态期间n(7)/n(1)比暂时提高到0.20。第一重排反应器继续在50.0℃下运行，这借助在回流冷凝器中在104毫巴（绝对）下的蒸发冷却来确保。继续向回流冷凝器装载0.50t/h的新鲜苯胺。重排反应在反应器级联中在50.0℃至145.0℃下（在反应器3000-1中50.0℃ / 在反应器3000-2中60.0℃ / 在反应器3000-3中80.0℃/ 在反应器3000-4中96.0℃/ 在反应器3000-5中116.0℃ / 在反应器3000-6中142.0℃ / 在反应器3000-7中145.0℃）进行到结束。在完全反应后，如制备MDA的通用条件中所述般用氢氧化钠溶液中和所得反应混合物，其中在与福尔马林和苯胺相同的时间窗口内减少氢氧化钠溶液的量，然后后处理成MDA (18)。中和容器、分离器、碱洗涤、蒸馏接收器蒸馏和产物容器变成酸性。例如安装在蒸馏中的黑钢受到侵袭。所有装置必须完全排空，用冷凝液冲洗，然后用苯胺冲洗，并且为了后处理，整个酸性产物混合物必须在合适的位置送入反应器级联中（即第四重排反应器3000-4中）。为此所耗费的时间达四天。
实施例2（根据本发明的）: MDA设施的负荷从额定负荷降低到半负荷，其中n(1)/n (2)比保持相同，同时减少原料苯胺和福尔马林、HCl和氢氧化钠溶液，真空釜(3000-1)中的 温度保持相同并在最后五个反应器3000中将温度降低大于2.0℃
如上文在A.I下描述的MDA设施在17.0 t/h MDA的负荷下运行。由于较低的产物需求量，生产负荷应减半。为此，在120分钟内同时将供入缩醛胺反应器(1000)中的苯胺和福尔马林的进料量调节到新的生产负荷。福尔马林量降至4.80 t/h。苯胺进料量降至11.35t/h。在第一重排反应器的进料中进入混合喷嘴的盐酸的流量在与苯胺和福尔马林相同的时期内降低，始终保持10%的质子化程度（即保持n(7)/n(1)比）。第一重排反应器（3000-1）继续在50.0℃下运行，这借助在回流冷凝器中在104毫巴（绝对）下的蒸发冷却来确保。继续向回流冷凝器装载0.50 t/h的新鲜苯胺。重排反应在反应器级联中在50.0℃至147.0℃下（在反应器3000-1中50.0℃ / 在反应器3000-2中60.0℃ / 在反应器3000-3中80.0℃/ 在反应器3000-4中95.0℃ / 在反应器3000-5中117.0℃ / 在反应器3000-6中143.0℃ / 在反应器3000-7中147.0℃）进行到结束（步骤(A-II)）。在完全反应后，如制备MDA的通用条件中所述般用氢氧化钠溶液中和所得反应混合物，其中在与福尔马林和苯胺和HCl相同的时间窗口内减少氢氧化钠溶液的量，保持1.10:1氢氧化钠溶液:HCl的摩尔比，然后后处理成所需MDA类型，其中作为蒸馏的底部产物获得8.5 t/h的MDA (18)。
在负荷变换开始后40小时，MDA罐的进料中的MDA的组成是46.5% 4,4'-MDA、5,0%2,4'-MDA、0.2% 2,2'-MDA，即51.7%的总二环含量，以及0.3% N-甲基-4,4'-MDA和0.3% N-甲酰基-4,4'-MDA，其中至100%的其余部分基本上由高级同系物（PMDA）及其异构体构成。该产物与在如“在额定负荷下在已试车的生产设施中制备MDA的通用条件”中描述的在具有额定能力的生产中平均获得的MDA料流(18)只有无关紧要的差异。
下表1比较来自A节的结果。
Figure 600410DEST_PATH_IMAGE002
B. 从具有半负荷的生产出发的负荷提高
I.在半负荷下在已试车的生产设施中制备MDA的通用条件
如上文在A.I下对额定负荷所述般运行该反应，区别如下：
11.35 t/h的进料苯胺（含有90.0质量%的苯胺）；
4.80 t/h 32%的甲醛水溶液（即苯胺:甲醛的摩尔比为2.25:1）；
在反应器3000-1中50.0℃ / 在反应器3000-2中60.0℃ / 在反应器3000-3中81.0℃/ 在反应器3000-4中95.0℃ / 在反应器3000-5中116.0℃ / 在反应器3000-6中144.0℃ / 在反应器3000-7中146.0℃；
底部产物8.50 t/h MDA (18)。
由此制备的MDA的平均组成是46.3% 4,4'-MDA、5.0% 2,4'-MDA、0.2% 2,2'-MDA，即51.5%的总二环含量，以及0.3% N-甲基-4,4'-MDA和0.3% N-甲酰基-4,4'-MDA，其中至100%的其余部分基本上由高级同系物（PMDA）及其异构体构成。
II. 所寻求的结束状态: 在额定负荷下生产
实施例3（对比例）: MDA设施的负荷从半负荷提高到额定负荷，其中n(1)/n(2)比 和n(7)/n(1)比保持相同，同时增加原料苯胺和福尔马林、HCl和氢氧化钠溶液且所有反应 器3000中的温度在± 2.0℃的范围内保持相同
如上文在A.I下描述的MDA设施在8.50 t/h MDA的负荷下运行。由于较高的产物需求量，生产负荷应翻倍到额定负荷。为此，在120分钟内同时将供入缩醛胺反应器中的苯胺和福尔马林的进料量调节到新的生产负荷。福尔马林量提高到9.60 t/h。苯胺进料量提高到23.20 t/h。在第一重排反应器的进料中进入混合喷嘴的盐酸的流量在与苯胺和福尔马林相同的时期内提高，保持10%的质子化程度（即保持n(7)/n(1)比）。第一重排反应器（3000-1）继续在50.0℃下运行，这借助在回流冷凝器中在104毫巴（绝对）下的蒸发冷却来确保。向回流冷凝器装载0.50 t/h的新鲜苯胺。重排反应在反应器级联中在50.0℃至145.0℃下（在反应器3000-1中50.0℃ / 在反应器3000-2中60.0℃ / 在反应器3000-3中82.0℃/ 在反应器3000-4中96.0℃ / 在反应器3000-5中117.0℃ / 在反应器3000-6中142.0℃ / 在反应器3000-7中145.0℃）进行到结束。
在反应后，将所得反应混合物与32%氢氧化钠溶液以1.10:1氢氧化钠溶液:HCl的摩尔比混合并在中和搅拌容器中反应，其中在与福尔马林、苯胺和HCl相同的时间窗口内提高氢氧化钠溶液的量，保持该摩尔比。如上文在额定负荷条件下的生产中所述般进行进一步后处理。在过渡状态结束时，获得17.0 t/h的底部产物。
结果: 由此制备的“MDA”尚未完全重排并且仍含有部分重排的产物如氨基苄基苯胺，这导致在随后的生成MDI的光气化中的品质问题，例如所得MDI产品中明显升高的颜色值。由此制备的MDA以及所得MDI是不合规格的物品。
实施例4（根据本发明的）: MDA设施的负荷从半负荷提高到额定负荷，其中n(1)/n (2)比保持相同，同时增加原料苯胺和福尔马林、HCl和氢氧化钠溶液，并在最后四个反应器 3000中将温度提高大于2.0℃
如上文在A.I下描述的MDA设施在8.50 t/h MDA的负荷下运行。由于较高的产物需求量，生产负荷应翻倍到额定负荷。为此，在120分钟内同时将供入缩醛胺反应器中的苯胺和福尔马林的进料量调节到新的生产负荷。福尔马林量提高到9.60 t/h。苯胺进料量提高到23.20 t/h。在第一重排反应器的进料中进入混合喷嘴的盐酸的流量在与苯胺和福尔马林相同的时期内提高，保持10%的质子化程度（即保持n(7)/n(1)比）。第一重排反应器（3000-1）继续在50.0℃下运行，这借助在回流冷凝器中在104毫巴（绝对）下的蒸发冷却来确保。向回流冷凝器装载0.50 t/h的新鲜苯胺。重排反应在反应器级联中在50.0℃至156.0℃下（在反应器3000-1中50.0℃ / 在反应器3000-2中60.0℃ / 在反应器3000-3中83.0℃/ 在反应器3000-4中104.0℃ / 在反应器3000-5中119.0℃ / 在反应器3000-6中148.0℃ / 在反应器3000-7中156.0℃）进行到结束（步骤A-II））。
在反应后，将所得反应混合物与32%的氢氧化钠溶液以1.10:1氢氧化钠溶液:HCl的摩尔比混合并在中和搅拌容器中反应。温度为115.0℃。绝对压力为1.40巴。如上文在额定条件下的生产中所述般进行进一步后处理。在过渡状态结束时，所得底部产物是17.0 t/h MDA (18)。
在负荷变换开始后20小时，MDA罐的进料中的MDA的组成是45.2% 4,4'-MDA、5.5%2,4'-MDA、0.3% 2,2'-MDA，即51.0%的总二环含量，以及0.3% N-甲基-4,4'-MDA和0.3% N-甲酰基-4,4'-MDA，其中至100%的其余部分基本由高级同系物（PMDA）及其异构体构成。该产物与在如“在半负荷下在已试车的生产设施中制备MDA的通用条件”中描述的在具有半负荷的生产中获得的MDA料流(18)只有无关紧要的差异。
下表2比较来自B节的结果。
Figure 380147DEST_PATH_IMAGE003

Claims (11)

1.在生产设施(10 000)中由苯胺(1)和甲醛(2)制备二苯基甲烷系列的二胺和多胺的方法，其中合计所用苯胺(1)与合计所用甲醛(2)的摩尔比，n(1)/n(2)，始终大于1.6，所述方法包含步骤：
(A-I) 在不存在酸性催化剂的情况下，使苯胺(1)和甲醛(2)反应，获得包含缩醛胺(3)的反应混合物(4)，然后从反应混合物(4)中至少部分地分离水相(6)，获得包含缩醛胺(3)的有机相(5)；
(A-II) 在由i个串联的反应器(3000-1、3000-2、...、3000-i)构成的反应器级联(3000)中使在步骤(A-I)中获得的包含缩醛胺的有机相(5)与酸性催化剂(7)接触，其中i是2至10的自然数，其中
在流动方向上的第一反应器(3000-1)在25.0℃至65.0℃的温度T3000-1下运行，并且装载料流(5)和酸性催化剂(7)以及任选装载附加苯胺(1)和/或附加甲醛(2)，
在流动方向上的每一下游反应器(3000-2、...、3000-i)在比T3000-1高大于2.0℃的温度下运行并装载在紧邻的上游反应器中获得的反应混合物；
(B) 通过至少(B-I)和(B-II)从在最后一个反应器(3000-i)中获自步骤(A-II)的反应混合物(8-i)中分离二苯基甲烷系列的二胺和多胺：
(B-I) 将基于酸性催化剂(7)的合计所用量计化学计算过量的碱(9)添加到在步骤(A-II)中在最后一个反应器(3000-i)中获得的反应混合物(8-i)中，获得反应混合物(10)；
(B-II) 将在步骤(B-I)中获得的反应混合物(10)分离成包含二苯基甲烷系列的二胺和多胺的有机相(11)和水相(12)；
其中
在生产能力从起始状态A改变值ΔX = ∣X(E) – X(A)∣到结束状态E的情况下，起始状态A具有
合计所用苯胺在起始状态下的质量流量m1 (A) ≠ 0，
合计所用甲醛在起始状态下的质量流量m2 (A) = X(A) · m2 (N)，其中X(A)是无量纲数> 0且≤ 1并且m2 (N)是指生产设施(10 000)的额定负荷，
合计所用苯胺(1)与合计所用甲醛(2)在起始状态下的摩尔比n(1)/n(2)(A)，和
合计所用酸性催化剂与合计所用苯胺在起始状态下的摩尔比n(7)/n(1)(A)
结束状态E具有
合计所用苯胺在结束状态下的质量流量m1 (E) ≠ 0、
合计所用甲醛在结束状态下的质量流量m2 (E) = X(E) · m2 (N)，其中X(E)是无量纲数> 0且≤ 1，
合计所用苯胺(1)与合计所用甲醛(2)在结束状态下的摩尔比n(1)/n(2)(E)和
合计所用酸性催化剂与合计所用苯胺在结束状态下的摩尔比n(7)/n(1)(E)；
其中ΔX ≥ 0.10，其中所述方法包含至少一次如此定义的生产能力的改变，其中所述生产能力的改变在时间点t1开始并在时间点t2完成，
其中适用：
0.95 · n(1)/n(2)(A) ≤n(1)/n(2)(E) ≤ 1.05 · n(1)/n(2)(A)，和
0.90 · n(7)/n(1)(A) ≤n(7)/n(1)(E) ≤ 1.10 · n(7)/n(1)(A)，
其特征在于，在具有n(1)/n(2)(Ü)的合计所用苯胺(1)与合计所用甲醛(2)的摩尔比和n(7)/n(1)(Ü)的合计所用酸性催化剂与合计所用苯胺的摩尔比的从t1到t2，即过渡状态Ü的时期中，
(i) 如此设定n(1)/n(2)(Ü)，使得在整个过渡状态期间始终适用：
0.90 · n(1)/n(2)(A) ≤n(1)/n(2)(Ü) ≤ 1.10 · n(1)/n(2)(A)，；
(ii) 如此设定n(7)/n(1)(Ü)，使得在整个过渡状态期间始终适用：
0.85 · n(7)/n(1)(A) ≤n(7)/n(1)(Ü) ≤ 1.15 · n(7)/n(1)(A)，；
(iii) 将来自步骤(A-II)的在流动方向上的第一反应器(3000-1)中的温度设定为与在起始状态A期间这一反应器中的温度相差最多10.0℃的值，和
(iv-1) 在m2 (E) > m2 (A)的情况中，将在流动方向上的至少一个下游反应器(3000-2、...、3000-i)中的温度与起始状态A相比提高大于2.0℃，由此最晚至时间点t2存在所寻求的终点温度，并且在温度没有提高的所有反应器(3000-2、...、3000-i)中的温度，在±2.0℃的波动范围内保持相同；
(iv-2) 在m2 (E) < m2 (A)的情况中，将在流动方向上的至少一个下游反应器(3000-2、...、3000-i)中的温度与起始状态A相比降低大于2.0℃，由此最晚至时间点t2存在所寻求的终点温度，并且在温度没有降低的所有反应器(3000-2、...、3000-i)中的温度，在±2.0℃的波动范围内保持相同。
2.根据权利要求1所述的方法，其中在所有运行状态(A、Ü、E)下反应器级联3000的反应器中的温度从反应器3000-1至反应器3000-i提高。
3.根据权利要求1或2所述的方法，其中始终
将T3000-1设定为25.0℃至65.0℃的值，和
将在流动方向上的所有下游反应器(3000-2、...、3000-i)中的温度各自设定为35.0℃至200.0℃的值。
4.根据权利要求3所述的方法，其中始终
将T3000-1设定为30.0℃至60.0℃的值，和
将在流动方向上的所有下游反应器(3000-2、...、3000-i)中的温度各自设定为50.0℃至180.0℃的值。
5.根据权利要求1或2所述的方法，其中所述酸性催化剂(7)是无机酸。
6.根据权利要求1或2所述的方法，其中步骤(B)进一步包含：
(B-III) 用洗涤液(13)洗涤有机相(11)；
(B-IV) 将在步骤(B-III)中获得的混合物(14)分离成包含二苯基甲烷系列的二胺和多胺的有机相(16)和水相 (15)；
(B-V) 蒸馏来自步骤(B-IV)的有机相(16)，获得二苯基甲烷系列的二胺和多胺(18)，其中分离包含水和苯胺的料流(17)。
7.根据权利要求6所述的方法，其另外包含：
(C) 将料流(17)任选在后处理后再循环到步骤(A-I)中，和/或，如果在步骤(A-II)中任选加入附加苯胺(1)，再循环到步骤(A-II)中。
8.根据权利要求1或2所述的方法，其中将在所有运行状态(A、Ü、E)下合计所用苯胺(1)与合计所用甲醛(2)的摩尔比，n(1)/n(2)，设定为1.6至20的值。
9.根据权利要求1或2所述的方法，其中在过渡状态Ü期间如此运行所述方法，使得在时间点t2存在对于结束状态E而言所寻求的n(1)/n(2)、n(7)/n(1)和反应器级联3000的第一反应器3000-1中的温度的值。
10.根据权利要求1或2所述的方法，其中在具有甲醛质量流量m2 (E)的生产期间保持在反应器级联3000的所有反应器中在时间点t2各自存在的温度在± 2.0℃的波动范围内。
11.根据权利要求1或2所述的方法，其中从t1到t2的时期持续1.00分钟至120分钟。
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