ニトロベンゼンの気相水素化および引き続きのアニリンの精製によるアニリンの製造方法であって、気体粗製反応生成物11/21/31/41を得、これを分別凝縮して少なくとも2つの液体プロセス生成物、少なくとも1つの部分凝縮物PK12/22/32/42および全凝縮物TK111/211/311/411、を得、PK12/22/32/42の形成を生じさせる凝縮を、TK111/211/311/411の形成を生じさせる凝縮より高い温度において行い、PK由来の生成物流およびTK由来の生成物流を、少なくとも2つの区域、すなわち少なくとも1つのストリッピング区域および少なくとも1つの精留区域を含む蒸留塔T2中へ通過させ、PK由来の生成物流を、蒸留塔の下部区域中へ最下部ストリッピング区域および引き続きの区域の間で導入し、およびTK由来の生成物流を、最上部精留区域より上にある蒸留塔の上部へ導入し、および蒸留アニリン122/222/322/422を、蒸留塔の最下部ストリッピング区域および最上部精留区域の間での側流中において取り出すことを特徴とする、方法。PK12/22/32/42の形成を生じさせる凝縮を、60°C~160°Cの温度にて行い、およびTK111/211/311/411の形成を生じさせる凝縮を、25°C~90°Cの温度にて行う、請求項1に記載の方法。PK由来の生成物流は、分別凝縮において得られる部分凝縮物42であり、およびTK由来の生成物流は、TK411またはTKを含むプロセス生成物4111/41111の水性相および有機相への相分離により得られる有機相414である、請求項1または2に記載の方法。PK由来の生成物流は、PK12/22/32またはPKを含むプロセス生成物161/261/361と塩基水溶液17/27/37との混合および引き続きの水性相および有機相への相分離後に得られる有機相117/217/317であり、およびTK由来の生成物流は、TK111/211/311またはTKを含むプロセス生成物2111/3111と水性相112/212/312との混合および引き続きの水性相および有機相への相分離後に得られる有機相116/214/316である、請求項1または2に記載の方法。PK12/22/32またはPKを含むプロセス生成物161/261/361を、塩基水溶液17/27/37との混合前、混合中または混合後に、単一段階法または多段階法において、水または流れAの全質量を基準として少なくとも50質量の水を含む流れAと混合する、請求項4に記載の方法。少なくとも50質量の水を含む流れAは、TK111/211/311またはTKを含むプロセス生成物2111/3111と塩基水溶液112/212/312との混合および引き続きの水性相および有機相への相分離後に得られる水性相113/213/313である、請求項5に記載の方法。TK111/311またはTK3111を含むプロセス生成物と塩基水溶液112/312との混合および引き続きの相分離後に得られる有機相114/314を、単一段階法または多段階法において、水または流れBの全質量を基準として少なくとも50質量の水を含む流れBで洗浄する、請求項4~6のいずれか1つに記載の方法。少なくとも50質量の水を含む流れBは、蒸留塔T2の上部において取出した気相118の液体凝縮物流120または蒸留塔T2の上部において取出した気相318の液体凝縮物流を含むプロセス生成物320である、請求項7に記載の方法。TK211またはTKを含むプロセス生成物2111を、塩基水溶液212との混合前、混合中または混合後に、単一段階法または多段階法において、水または流れBの全質量を基準として少なくとも50質量の水を含む流れBと混合する、請求項4~6のいずれか1つに記載の方法。少なくとも50質量の水を含む流れBは、蒸留塔T2の上部において取出した気相218の液体凝縮物流を含むプロセス生成物220である、請求項9に記載の方法。蒸留塔T2の上部において取出した気相の液体凝縮物流を含むプロセス生成物320を、水ストリッパーT3中へ、PK32またはPKを含むプロセス生成物313と塩基水溶液37との混合後に相分離により得られる水性相326を導入することにより得られるアニリン-水共沸性混合物328を、蒸留塔T2の上部において取出した気相318の全凝縮物319へ添加することにより得る、請求項8に記載の方法。蒸留塔T2の上部において取出した気相の液体凝縮物流を含むプロセス生成物220を、水ストリッパーT3中へ、PK22またはPKを含むプロセス生成物213と塩基水溶液27との混合後に相分離により得られる水性相226を導入することにより得られるアニリン-水共沸性混合物228を、蒸留塔T2の上部において取出した気相218の全凝縮物219へ添加することにより得る、請求項10に記載の方法。蒸留塔T2から側流において取出したアニリン422を、塩基水溶液432と混合し、および酸性不純物を除去したアニリン434を、相分離により得る、請求項3に記載の方法。アルカリ金属水酸化物またはアルカリ土類金属水酸化物の溶液を、塩基水溶液17/27/37-112/212/312-432として用いる、請求項4~11のいずれか1つに記載の方法。従って、本発明の目的は、アニリンそれ自体の最小割合だけが蒸発および再び凝縮されなければならず、およびフェノールヒドロキシ基を有する化合物の分離が、有益なアニリンの最小損失で可能な限り効率的に行われる、気相水素化からのアニリンを精製するための方法を提供することであった。上記目的は、アニリン、プロセス水、非凝縮性ガス、低ボイラーおよび高ボイラーからなる気体粗製反応生成物を得、反応生成物を、分別凝縮して少なくとも2つの、好ましくは2つだけの液体プロセス生成物、すなわち、少なくとも1つの、好ましくは1つの部分凝縮物PKおよび合計凝縮物TKを得る、ニトロベンゼンの気相水素化、および引き続きのアニリンの精製によるアニリンの製造方法であって、PKの形成を生じさせる凝縮を、TKの形成を生じさせる凝縮より高い温度において行い、PKは、高ボイラーの大部分を含むが、TKは、低ボイラーの大部分およびアニリンの大部分およびプロセス水の大部分を含み、PK由来の生成物流およびTK由来の生成物流を、少なくとも2つの区域、すなわち、1つのストリッピング区域ATおよび少なくとも1つの精留区域VTを含む蒸留塔中へ通過させ、PK由来の生成物流を、蒸留塔のより低い区域中へ最下部のストリッピング区域および引き続きの区域の間で導入し、TK由来の生成物流を、最上部の精留区域の上にある蒸留塔の上部中へ導入し、蒸留アニリンを、蒸留塔の最下部区域の蒸留区域および最上部の精留区域の間の側流において取出すことを特徴とする方法により達成された。該方法は、以下の好ましい実施態様により説明され、2つだけの凝縮物流PKおよびTKの形成に関する。当業者が、本発明の方法が、2以上の凝縮物流を、例えば複数の部分凝縮段階PK1、PK2等を、可能な限り完全に最後の凝縮段階TKの上流に与えることによって含むように本発明の方法を変更することは簡単である。本発明の方法の最も簡単な実施態様では、PK由来の生成物流は、分別凝縮において得られ、すなわち、これはPKそれ自体と同一であり、およびTK由来の生成物流は、TKまたはTKを更なる生成物流と組み合わせることにより得られるTKを含むプロセス生成物図4および関連する説明を参照の、水性相および有機相への相分離により得られることにより得られる有機相である。正確な分離タスクに応じてすなわち、最終的には、製造方法により変化する2次生成物スペクトルに応じて、酸性不純物、特にフェノールヒドロキシル基を有する化合物を他に可能である場合より完全に除去するために、アニリンを塩基で処理することは有利であり得る。このような場合には、PK由来の生成物流は、好ましくは、PKまたはPKと更なる生成物流とを組み合わせることにより得られるPKを含むプロセス生成物図1~3および関連する説明を参照と、塩基水溶液との混合、および引き続きの水性相および有機相への相分離後に得られる有機相である。同様に、TK由来の生成物流は、このような場合には、TKまたはTKを含むプロセス生成物図2~3および関連する説明を参照と、塩基水溶液との混合および引き続きの水性相および有機相への相分離後に得られる有機相である。特に好ましくは、この実施態様では、PKまたはPKを含むプロセス生成物は、塩基水溶液との混合前、混合中または混合後に、単一段階法または多段階法において、水と、または流れAの全質量を基準として少なくとも50質量の水、好ましくは少なくとも80質量の水、特に好ましくは少なくとも90質量の水を含む流れAと、PK由来の生成物流の食塩負荷を可能な限り減少させるために更に混合する。最も特に好ましくは、流れAは、TKまたはTKを含むプロセス生成物と塩基水溶液とを混合し、次いで水性相および有機相中へ相分離した後に得られる水性相である。同様に、TKまたはTKを含むプロセス生成物と、塩基水溶液との混合前、混合中または混合後に相分離前であるが、単一段階法または多段階法において、水と、または流れBの全質量を基準として少なくとも50質量の水、好ましくは少なくとも80質量の水、特に好ましくは少なくとも90質量の水を含む流れBとを更に混合することが好ましい。または、TKまたはTKを含むプロセス生成物と塩基水溶液との混合および引き続きの相分離後に得られる有機相を、単一段階法または多段階法において、水で、または少なくとも50質量の水、好ましくは少なくとも80質量の水、特に好ましくは少なくとも90質量の水を含む流れBで洗浄することも可能である。いずれの場合にも、流れBとして、好ましくは蒸留塔の頂上にて除去した気体相の液体凝縮物流または蒸留塔の頂上にて除去した気体相の液体凝縮物流を含むプロセス生成物を用いる。蒸留塔の頂上にて除去した気体相の液体凝縮物流を含むプロセス流は、最も特に好ましくは、アニリン-水共沸性混合物これは、水ストリッパー中へ、PKまたはPKを含むプロセス生成物と塩基水溶液とを混合した後の相分離により得られる水性相を導入することにより得られるを蒸留塔の頂上にて除去した気体相の全凝縮物へ添加することにより得られるプロセス生成物である。あるいは、アニリンの塩基水溶液での処理は、蒸留後に行うこともできる。この実施態様では、PK由来の生成物流は、好ましくは、PKそれ自体と同一であり、およびTK由来の生成物流は、好ましくは、TKを含むプロセス生成物図4および関連する説明を参照の水性相および有機相への相分離により得られる有機相である。蒸留塔から側流において取出したアニリンを、塩基水溶液と混合し、酸性不純物が激減したアニリンを相分離により得る。本発明による蒸留塔は、少なくとも2つの区域、ストリッピング区域および精留区域を含んでなる。従って、最も単純な場合には、PK由来の生成物流を2つの区域の間に導入し、TK由来の生成物流を、精留区域より上にある塔の上部へ通過させる。蒸留塔が2以上の区域を含む場合には、PK由来の生成物流を、好ましくは、最下部のストリッピング区域および一般に精留区域であるその後の区域の間に導入する。これらの区域図参照、AT=最下部のストリッピング区域、この実施態様ではストリッピング区域のみ、VT1=ATに続く精留区域およびVT2最上部精留区域の場合には、TK由来の生成物流をATおよびVT1の間に導入し、TK由来の生成物流を、VT2より上にある塔の上部に導入する。区域の数は、3より多くてもよい。本発明の方法の可能な実施態様を、より詳細に、以下、図1により説明する。図において:本明細書では、物質流の参照数の最初の番号は、関連する図を示す。本発明の異なった実施態様からの同じまたは同等の物質流の場合には、当該参照数の最初の番号に続く数が同じである。まず、アニリン、プロセス水、非凝縮性ガス、低ボイラーおよび高ボイラーからなる気体反応生成物、流れ11をワッシャーT1中へ通過させる。流れ13は、T1の上部において回収し、および凝縮器CC1中において60°C~160°C、好ましくは80°C~140°C、特に好ましくは100°C~120°Cの温度へ冷却するPKの形成をもたらす凝縮。絶対圧は、1バール~50バール、好ましくは2バール~20バール、特に好ましくは2バール~10バールである。こうして得られた流れ14は、分離器V1において気相および液体相へ分離する。T1の上部中へフィードバックされた流れ15は、この実施態様では、V1の底部において除去した液体相である。こうして、T1において高ボイラーを多く含む液体プロセス生成物PKが形成され、これは底部にて取出される流れ12。高ボイラー好ましくは90質量~100質量の流れ11に含まれる高ボイラーを含むのと同様に、流れ12PKはまた、アニリン好ましくは0.1質量~35質量の流れ11に含まれるアニリン、低ボイラー好ましくは<1質量の流れ11に含まれる低ボイラーおよびプロセス水好ましくは<5質量の流れ11に含まれるプロセス水の画分を含む。流れ12は、好ましくは冷却器C1を通過した後この場合、流れ16を、単一段階法または多段階法において、塩基水溶液17および水示されていないまたは少なくとも50質量、好ましくは少なくとも80質量、特に好ましくは少なくとも90質量の水を含む流れA好ましくは流れ113と混合し、デカンターD1へ供給する。水または少なくとも50質量の水を含む流れとの混合は、塩基溶液との混合前、混合と同時に、または混合後に、好ましくは混合後に行うことができる。全ての水溶性塩基化合物、例えばアルカリ金属またはアルカリ土類金属水酸化物、炭酸塩または炭酸水素塩等は、原則として、本発明の塩基水溶液の製造に適している。水中での水酸化ナトリウムの溶液は、塩基溶液として好ましく用い、水酸化ナトリウムの質量含有量は、水酸化ナトリウム溶液の全質量を基準に少なくとも10、特に好ましくは少なくとも20、最も特に好ましくは少なくとも30である。極めて特に好ましくは、市販の32水酸化ナトリウム溶液を用いる。塩基と全てのフェノールヒドロキシ基の合計とのモル比は、少なくとも1:1であるが、モル過剰の塩基を好ましく用いる。20:1以下、好ましくは15:1以下、特に好ましくは10:1以下のモル過剰の塩基と全てのフェノールヒドロキシ基の合計とを維持する。多段階塩基処理の場合には、モル比は、好ましくはいずれの段階においても維持する。所望の塩基とフェノールヒドロキシ基の合計との比を確立させ得るために、処理すべきプロセス流の組成は、知られていなければならない。従来使用される分析法により、好ましくはガスクロマトグラフィにより決定する。用いるべき塩基の性質および量に関する上記の詳細は、本発明の方法の全ての実施態様に当てはまる。塩基処理および水で洗浄することにより得られた2相プロセス生成物は、デカンターD1において、当業者に既知の相分離に付し、塩フェノールヒドロキシ基を有する化合物の過剰の塩基および塩を、ほとんど乃至完全に水性相中に残す。水性相流れ126は、好ましくは、排水処理、特に好ましくは排水ストリッパーへ供給する。V1の上部から取出したガス流18を凝縮器CC2において凝縮して液体プロセス生成物TKの形成を生じさせる凝縮を残存気相に加えて形成させる。凝縮温度は、経済的境界条件により影響される:余りに高い温度は、望ましくない生成物損失を生じさせ、余りに低い温度は、許容できないエネルギー出費を凝縮のために生じさせる。従って、実際に選択される凝縮温度は、妥協を表し、好ましくは25°C~90°C、特に好ましくは30°C~80°C、極めて特に好ましくは40°C~70°Cである。このプロセス工程では、アニリンが凝縮するだけではなく、水および低ボイラーも凝縮し、場合により同伴高ボイラーの少量も凝縮する。絶対圧は、1バール~50バール、好ましくは2バール~20バール、特に好ましくは2バール~10バールである。CC2から出る流れ19は、分離器V2へ液体相および気相を分離するために通過させる。気相は、反応からの過剰の水素を含有し、好ましくは、芳香族ニトロ化合物還元中へ再生ガス流れ110としてフィードバックする。流れ111として取出した液体プロセス生成物TKは、好ましくは更なる冷却器C3を通過させた後、単一段階法または多段階法において塩基溶液流れ112と混合し、好ましくは、流れ17と同じ型の塩基溶液を用い、および好ましくは、モル過剰の塩基は、流れ12または流れ16好ましい実施態様ではの塩基処理におけるものと同じである。好ましくは、塩基で処理すべき流れの分析を、流れ12または流れ16好ましい実施態様ではの場合と同じ方法により行う。多量のアニリン好ましくは65質量~99.9質量の流れ11に含まれるアニリン、多量の低ボイラー好ましくは99質量~100質量の流れ11に含まれる低ボイラーおよび多量のプロセス水好ましくは95質量~100質量の流れ11に含まれるプロセス水に加えて、流れ111TKは、少量の同伴高ボイラー好ましくは<10質量の流れ11に含まれる高ボイラーを含有してもよい。次いで2相プロセス生成物を、デカンターD2において当業者に既知の相分離に付す。これにより得られた水性相は、フェノールヒドロキシ基を有する化合物の塩および過剰の塩基を部分的乃至完全に含む。水性相は、D2から取出す流れ113。本発明の方法の特に好ましい実施態様では、流れ113は、少なくとも50質量の水を、流れ16を流れ16の塩基処理前、塩基処理中または塩基処理後に洗浄するために含む流れAとして好ましく用いる。アルカリ処理は、デカンターD2において、塩基水溶液112での単一段階処理または多段階処理として行うことができる。D2における相分離により得られる有機相は、D2から取出し流れ114、好ましくは塩の最終残渣をも除去するために、単一段階法または多段階法において水図1に示されていないまたは少なくとも50質量の水、好ましくは少なくとも80質量の水、特に好ましくは少なくとも90質量の水を含む流れB=120中で洗浄する。この方法により得られた2相プロセス生成物は、デカンターD3において、当業者に既知の相分離へ付す。デカンターD3における洗浄は、単一段階洗浄または多段階洗浄として行うことができる。洗浄からの水性相流れ115は、この実施態様において取出し、次いで好ましくは流れ115を更に精製しおよび該流れに含まれるアニリンを回収する更なるプロセス段階示されれていないへ供給することができる。残存する水性画分を排水処理へ供給する。蒸留塔T2は、好ましくは、上部精留区域、中部精留区域および下部ストリッピング区域ならびに蒸発器Hv1からなる。最下部ストリッピング区域および引き続きの区域の間の蒸留塔T2の下部区域中へ導入したPK由来の生成物流は、この実施態様では、D1において得られる有機相である。好ましくは、予熱器H1において100°C~180°Cへ加熱し、次いでT2流れ117へ導入する。最上部の精留区域より上の蒸留塔T2の上部へ導入したTK由来の生成物流は、この実施態様では、D3流れ116において得られる有機相である。流れ116は、好ましくは、30°C~60°Cの温度を有する。アニリンは、側流122として蒸留塔から回収する。アニリンの一部好ましくは10質量~80質量、特に好ましくは20質量~50質量の流れ122は、好ましくは、蒸留塔へ、ガス流をそこで低ボイラーを十分に分離させる水準において維持するためにフィードバックする。フィードバックされないアニリンの一部は、好ましくは、冷却器C4において更に冷却し、純粋アニリン流123として取出す。上部において取り出した流れ18は、アニリンの画分に加えて、低ボイラーおよび残存水を含んでなるが、水は、デカンターにおいて有機相における一定の溶解度により完全に分離することができないからである。凝縮器CC3を通過した後、流れ119を、V3中へ供給し、ここで、水を多く含む凝縮物流れ120を底部において除去する。特に好ましい本発明の方法の実施態様では、水を多く含む流れ120を、流れ114を洗浄するために好ましく用いる。従って、本実施態様では、TK由来の生成物流と塩基水溶液とを混合し、次いで相分離した後に得られた有機相を、単一段階法または多段階法において、水または少なくとも50質量の水を含む流れで洗浄する。V3の上部にて除去したガス流121を排水ガス処理、好ましくは燃焼へ供給する。蒸留塔T2の底部生成物は、好ましくは、部分的乃至完全に取出し、蒸発器Hv1流れ124中へ部分的乃至完全に供給し、ここで可能な限り、再び塔の下部区域中へフィードバックする。蒸発することができない画分は、好ましくは、流れ125中において除去する。流れ125は、廃棄、好ましくは燃焼、または更なる処理例えばアニリン製造中に2次成分として得られるジフェニルアミンのような更なる価値のある生成物を得るためにのいずれかへ供給する。本発明の方法の更なる好ましい実施態様を図2に示す:図1に示される実施態様とは異なって、分離器V1の底部にて除去した流れをここではスプリッターS1において分け、一部好ましくは流れ9の5~99質量だけをT1の上部中へ供給する流れ25。残存部流れ251を、好ましくはC2を通過した後に、V2からの流れ211として取出した液体プロセス生成物と混合し、こうして得られた混合物流れ2111を、好ましくは冷却器C3を通過した後に、塩基水溶液212で処理する。D1において得られた水を多く含む流れ226は、図1におけるような排水処理へ供給しないが、好ましくは予熱器H2を通過した後に、水ストリッパーT3流れ227の上部中へ通過させる。この方法では、アニリン-水共沸性混合物が得られ、これは上部にて取出し流れ228、凝縮器CC4において凝縮し、流れ219と混合する。T3からの底部ランニングは、流れ229より蒸発器Hv2へ部分的に供給し、ここで、これらをT3の底部区域中へ再びフィードバックする。残存する排水流れ230を、冷却器C5を通過した後、例えば燃焼によりまたは浄化設備により廃棄する流れ231。エネルギーを水ストリッパーT3について入力し、好ましくは、蒸留塔T2を蒸気により供給し、T3に用いる蒸気は、好ましくは、T2に用いる蒸気より低圧を有する。最上部精留区域より上にある蒸留塔T2の上部へ通過させるTKから生じる生成物流は、本実施態様では、D2において得られる有機相である流れ214。デカンターD3は、本実施態様では、必要ではなく、流れ220はD2中へ通過させる。流れ214は、本実施態様では、好ましくは、30°C~60°Cの温度を有する図1における流れ216に類似。本発明の更なる好ましい実施態様を図3に示す:この変法は、図1および2に記載の方法の組み合わせであり、流れ314を、分離器V3流れ320から伸びるデカンターD3において洗浄する。流れ320は、この変法では、V3において組み合わせたCC3およびCC4から由来する。流れ314の洗浄は、塩基を添加するかまたは添加せずに、好ましくは添加せずに行うことができる。塩基の添加図3に示されていないにより洗浄する場合には、流れ32または流れ36好ましい実施態様ではの塩基処理における塩基と同じ塩基を好ましく用いるが、好ましくはかなり少ない量および低い濃度で用いる。図4は、塩基処理を蒸留後に行う本発明の方法の実施態様を示す:最下部のストリッピング区域および引き続きの区域の間の蒸留塔T2の下部区域へ導入したPK由来の生成物流は、この実施態様では、PK自体と同じであり、すなわち、流れ42としてT1から取出した液体プロセス生成物である。最上部の精留区域より上にある蒸留塔T2の上部へ通過させるTK由来の生成物流は、この実施態様では、図2と同様に、D2において得られる有機相である流れ414。本発明のこの変法では、D2からの水性相流れ413を、アニリン-水共沸性混合物ここでは428を得るために水ストリッパーT3へ部分的乃至完全に通過させる。アニリン水共沸性混合物428は、凝縮器CC4を通過させた後、デカンターD2において全凝縮物を洗浄するために使用する。V3の底部ランニング流れ420は、この実施態様では、好ましくは、流れ4111と混合する。こうして得られた混合物流れ4111は、上記D2中へ通過させる。塩基水溶液432は、蒸留アニリン422へ添加する。こうして得られたプロセス生成物は、D2流れ413からの水性相と必要に応じて混合し、次いで、冷却器C5を通過させた後、デカンターD4中へ通過させ、酸性不純物を、80°C~160°Cの温度にて中和した。D4からの水性相流れ437を、T3の上部へフィードバックする。多量の水を未だ含有するD4からの有機相流れ433は、冷却器C7より更なるデカンターD5中へ通過させ、精製アニリン流れ434の含水量を可能な限り低下させるために20°C~40°Cにて相分離する。精製アニリン434は、デカンターD5において該温度でのアニリンの水の溶解度に対応して水のみを実質的に含有する。フェノールヒドロキシ基を有する化合物および他の2次成分は、僅かな量流れ434の有機画分の質量を基準に合計<100ppm、好ましくは<50ppm、特に好ましくは<25ppmのみ存在する。アニリンの所望の使用に応じて、そのままの状態で、または乾燥、好ましくはストリッピング図4に示していないにより乾燥させることができる。D5からの水性相流れ436は、T3の上部へフィードバックする。本発明の方法は、精製アニリンの一部のみを工程i凝縮-ii蒸発-iii再凝縮へ通過させるが、先行技術における従来法では、精製アニリン全体である点で先行技術と異なる。本発明の方法では、PK由来の精製アニリンの画分のみを工程i~iiiへ完全に通過させる。しかしながら、TK由来の精製アニリンの画分の一部のみを工程i~iiiへ通過させた。TK由来の生成物流に含まれ、および最上部の精留区域より上にある塔の上部へ導入するアニリンの画分は、純粋アニリン流れ中へ直接通過させ、すなわち、流れ118/218/318-119/219/319-120/220/320または418/420/4111からではなく、凝縮i後に再び蒸発させない。再び蒸発しなかったアニリンの画分は、好ましくは、正確な境界条件により、純粋アニリン流123/223/323または乾燥後434の全質量の65質量~99.9質量である。その結果、エネルギーおよび装置についての出費および価値のあるアニリンへの熱応力を著しく減少させる。さらに、当該特定の分離タスクにより必要であれば、効果的な還元を、精製アニリン中のフェノールヒドロキシ基を有する化合物の含有量において、記載の蒸留と組み合わせた記載の塩基処理により簡単に行うことができる。以下の例は、製造設備から35000kg/時の質量流および147°Cの温度にて流れ、および以下の組成を有する純粋アニリンの精製を記載する:全ての場合において、32水酸化物溶液を、フェノールを基準として化学両論量において塩基水溶液として用いた。蒸留は、いずれの場合にも、3つの区域底部~上部:下部ストリップ区域AT、中部精留区域VT1、上部精留区域VT2からなる、蒸発器Hv2を有する塔を用いて行う。実施例1比較例:1つの凝縮工程、塩基を蒸留中に存在させる。ASPENシミュレーション図5は、この実施例において用いた方法を示す。この図において:以下の条件を適用した:CC6の下流のガス流れ538の温度:60°CT2の上部精留区域の理論プレートの数:10T2の中部精留区域の理論プレートの数:9T2の下部精留区域の理論プレートの数:12この手順では、粗製アニリン流51を分別凝縮しないが、一工程において凝縮器CC2において可能な限り完全にアニリンの95以上凝縮する。こうして得られたプロセス生成物511-この方法の全凝縮物を、非凝縮画分を水素化プロセスへ再生するために流れ510より分離器V2へ通過させる。凝縮粗製生成物全体を、C3において更に冷却し、次いでデカンター2において相分離する。こうして得られた有機相514へ水酸化ナトリウム溶液539を供給する。こうして得られたNaOH含有プロセス生成物540を、予熱器H3へ通過させた後に、蒸留塔T2中へATおよびVT1の間で通過させる流れ541。アニリン流れ522を、支流としてVT2およびVT2の間で取出し、およびその一部を再び塔へフィードバックする。フィードバックしない画分を、蒸気の形成を伴ってC4において冷却し、純粋アニリン流523として取出す。底部生成物の質量流、流れ524を、フェノラート塩がT2の底部において沈殿しないように調節する。T2において持ち去られる気相、流れ518を、55°Cへ冷却し、気体および液体を分離するための装置V3へ通過させる。排出ガス流れ521を燃焼へ供給する。V3の液体相を、デカンターD3においてアニリンを多く含む相および水を多く含む相へ分離する。アニリンを多く含む相を、塔T2の上部へ導入する516。D2流れ13およびD3流れ15からの水を多く含む相を、水ストリッパーT3へ通過し、これを100ppm未満のアニリンを含有する水529および水-アニリン共沸性混合物528へ分離する。水-アニリン共沸性混合物528をCC4’V中で凝縮し、D3Vへ供給する。結果を表7に集約する:示す通り、この手順は、アニリンの全体を再び高ボイラーから分離するために蒸発させる工程を含む。また、流れ525より著しいアニリンの損失をHv1におけるフェノラート塩の沈殿を防止するために受け入れなければならない。T2におけるエネルギー入力は、D3におけるエネルギー入力より高い。これは、T3の操作のために必要な蒸気より高圧の蒸気がT2の操作のために必要となるので特に不利である。T2およびT3に必要な全エネルギー入力は、8228kWにおいて極めて高い。実施例2本発明による:2つの凝縮工程、いずれの場合にも、蒸留前に塩基抽出。ASPENシミュレーションこのシミュレーションは、より詳細に図2において上で既に説明した変法に基づいて行った。CC1において凝縮した液体の45を、流れ5としてワッシャーT1へ通過させた。以下の条件を適用した:CC1流れ24の下流のガスの温度:118°CT1における理論プレートの数:6T2の上部精留区域の理論プレートの数:10T2の中部精留区域の理論プレートの数:10T2の下部精留区域の理論プレートの数:12CC2における温度:60°C結果を表8に集約する。示す通り、本発明による方法の使用は、T2におけるエネルギー消費および流れ225よりのアニリン損失のいずれにおいても著しい低下をもたらす。T2およびT3における全エネルギー消費は、比較例における8228kWと比べて、4924kWのみである。生成物品質は、フェノラート塩の痕跡が生成物中で生じ得る点でのみ異なるが、なお受け入れられる量である。以下の実施例は、どのようにしてこのような痕跡を僅かな値へ低減させることができるかを示す。実施例3本発明による:2つの凝縮工程、いずれの場合にも塩基抽出物および蒸留前の中性洗浄。ASPENシミュレーションこのシミュレーションは、図3において上で既に説明した変法に基づいて行った。他の条件は、実施例2と同じである。結果を表9に集約する。示す通り、純粋アニリン流323は、フェノールおよびフェノラート不純物を実質的に含まない。T2およびT3における全エネルギー消費は、比較例における8228kWと比べて、4991kWのみである。実施例4本発明による:2つの凝縮工程、いずれの場合にも塩基抽出物および蒸留前の中性洗浄、より小さい蒸留塔。ASPENシミュレーションこのシミュレーションは、図3において記載の方法に基づいて行った。この実施例では、塔T2は、より少ないプレートを有する。T2の上部精留区域の理論プレートの数:9T2の中部精留区域の理論プレートの数:6T2の下部精留区域の理論プレートの数:2残りのパラメーターは、実施例3と同じである。この実施例についての背景は、T2におけるプレートの数が、最適化することができる変数であることを示すことである。本発明の方法は、プレートの数を特に減少させ、従って、生成物および固定費もまた低下させる。結果を表10に集約する。示す通り、プレートのより少ない数は、完全に十分である。純粋アニリン流323における高ボイラーの含有量は、実施例3と比べて更に減少する。T2およびT3における全エネルギー消費は、比較例における8228kWと比べて、4992kWのみである。