專利名稱：：一種啟動多相催化部分氣相氧化使丙烯醛生成丙烯酸或使甲基丙烯醛生成甲基丙烯酸的方法一種啟動多相催化部分氣相氧化使丙烯醛生成丙烯酸或使曱基丙烯醛生成曱基丙烯酸的方法
技術領域：
：本發明涉及一種在一個催化劑固定床中使丙烯醛生成丙烯酸或使曱基丙烯醛生成曱基丙烯酸的多相催化部分氣相氧化的啟動方法，所述催化劑固定床被置于管束反應器中圍有反應器夾套的垂直反應管束的反應管中，各反應管的兩端是打開的，并且每一個反應管以其上端部密封到在頂部與反應器夾套密封的上管板的通孔中；并且以其下端部密封到在底部與反應器夾套密封的下管板的通孔中，其中反應管的外部、上管板和下管板及反應器夾套一起界定了反應管周圍空間，并且兩個管板中的每一個均被具有至少一個開口的反應器罩跨越覆蓋，其中，為開始啟動，將含有^3體積％丙烯醛或曱基丙烯醛及分子氧的反應氣體入口混合物經由兩個反應器罩之一的所述至少一個開口(下文稱為E)加入管束反應器的反應管中，并經由另一個反應器罩的所述至少一個開口將通過丙烯醛或甲基丙烯醛穿過置于反應管中的催化劑固定床而部分氣相氧化生成丙烯酸或曱基丙烯酸得到的含有丙烯酸或甲基丙烯酸的產物氣體混合物移除，同時，在管束反應器的夾套一側，使至少一種液態熱交換介質繞反應管傳導，以使得兩個管板的相互面對的兩表面中的每一個表面被液態熱交換介質潤濕，并且所述至少一種液態熱交換介質以溫度THin被導入反應管周圍空間中并再以溫度THeut導出該反應管周圍空間。丙烯酸和曱基丙烯酸是活性單體，其可以本身或其烷基酯形式用于制備聚合物，例如可用作粘合劑或吸水材料(例如用在衛生領域中)的聚合物。已知丙烯酸和甲基丙烯酸可通過多相催化部分氣相氧化其前體化合物丙烯醛和甲基丙烯醛而以工業規模制備，催化劑固定床被置于如開篇所述的管束反應器的反應管中，同時，在該管束反應器的夾套的一側，至少一種液態熱交換介質繞反應管導入，以使得兩個管板的相互面對的兩表面中的每一個均被一種液態熱交換介質潤濕(參見，例如EP-A700893、DE-A4431949、WO03/057653、EP-A1695954、4WO03/055835、WO03/059857、WO03/076373和DE69915952T2)。一般而言，管束反應器的部件由鋼制造。制備用鋼可為不銹鋼(例如DIN材料號為1.4541或材料1.4571(根據DINEN10020))和黑鋼或鐵素體鋼(例如DIN材料1.0481、1.0315或材料1.0425(根據DINEN10020))。通常地，管束反應器的所有部件均由相同類型鋼制造。由反應管的外部、兩個管板和反應器夾套一起界定的空間——在其內部導入液態熱交換介質——在本申請中被稱為反應管周圍空間。以最簡單的方式，僅將一種液態熱交換介質導入所述反應管周圍空間(下文中稱為單區管束反應器中的單區模型)。液態熱交換介質通常在反應管周圍空間上部或其下部以入口溫度THin經過反應器夾套中的開口進入反應管周圍空間，并在相對端以出口溫度TH。ut經過反應器夾套中的開口引出反應管周圍空間。由于氣相部分氧化的放熱性，在實施該部分氧化過程中，THQut>THin。借助熱交換器，部分或全部從反應管周圍空間中導出的液態熱交換介質的熱量被帶出，然后介質以溫度THin供給至反應管周圍空間。在反應管周圍空間中，液態熱交換介質基本上可以以與在反應管中流動的反應氣體混合物簡單的相同或相反方向繞反應管流動。但是，也可借助相應的偏轉盤(Umlenkscheibe)以曲折方式繞反應管導入，以使得在整個反應管周圍空間僅存在與反應管中的反應氣體混合物的流動方向的相同或相反的流。熱交換介質在使用條件下必須為液態，即從適于應用的目的而言，具有50-250。C、優選150-200。C范圍內的熔點。可用的所述液態熱交換介質包括例如，鹽的熔化物，所述鹽例如硝酸鉀、亞硝酸鉀、亞硝酸鈉和/或硝酸鈉；以及金屬的熔化物，所述金屬例如鈉、汞及不同金屬的合金。但是，也可使用離子液體或熱載體油。通常對反應氣體入口混合物的組成、置于反應管中的催化劑固定床對丙烯醛或甲基丙烯醛的負載量、進入反應管周圍空間的熱交換介質入口點、THin、熱交換介質的體積流速、催化劑固定床及其他反應條件進行選擇，從而使基于穿過反應管的反應氣體混合物的單次處理量的丙烯醛的轉化率^90mo1。/。、在許多情況下^:95mo1。/0、優選^985mol%，并且伴隨的丙烯酸形成的選擇性^90mol%(或者基于穿過反應管的反應氣體混合物的單次處理量的甲基丙烯醛的轉化率250mol%、在許多情況下^60mo1。/。、并且在一些情況下270mo10/0,并且伴隨的曱基丙烯酸形成的選擇性^70mo1。/0、優選^80mo10/0)。(TH°ut-THin)的差值通常保持在>0至10°C、通常為2-8。C、在許多情況下為3-6。C。為改進目標產物形成的選擇性，也可以以多區方法(例如雙區方法)在多區管束反應器中(例如雙區管束反應器中)實施使丙烯醛生成丙烯酸或使曱基丙烯醛生成曱基丙烯酸的多相催化部分氣相氧化。在此情況下，將基本上在空間上相互隔離的多種(例如兩種)液態熱交換介質(它們通常為相同類型)在反應管周圍空間中傳導(例如，這些液態熱交換介質可以被插入反應管周圍空間中的、具有相應于反應管的通孔的分隔管板分隔開)。特定液態熱交換介質沿其擴散的反應管縱向段代表一個溫度區或反應區(單區管束反應器相應地僅具有一個反應區)。在特定溫度區內，所述液態熱交換介質可同單區方法中一樣進行傳導(也相對于反應氣體混合物的流動方向)。對于TH。ut和THin之間的差值，對單區方法關于單個溫度區的描述使用基本相同的方式。單區和雙區方法之間(單區管束反應器和雙區管束反應器之間)的圖解差異通過例如本文中的圖l和2示意性地示出。圖3和4示出了偏轉盤構型的實例(它們通常含有反應管的通孔)。多區方法在例如文件EP-A1734030、DE-A10313214、DE-A10313213、DE-A10313211、DE-A10313208和這些文獻中所引用的現有技術中有所描述。它們在選擇較高的丙烯醛或曱基丙烯醛負載的催化劑固定床時特別有利。催化劑固定床對反應氣體混合物或一種反應氣體混合物組分的負栽應理解為意指以標準升計每小時穿過一升催化劑周定床(不包括純惰性材料床)而傳導的反應氣體混合物或反應氣體混合物組分的量(1(STP;在0。C和1atm理論上被吸收的氣體形式的相應量的體積量)。在不同方法中，反應氣體入口混合物本身可在管束反應器中的反應管中從上向下或從下向上傳導(即至少一個開口E可置于頂部反應器罩或底部反應器罩中)。這也適用于液態熱交換介質的傳導。6目標產物通常使用熱分離方法從多相催化部分氣相氧化而使丙烯醛生成丙烯酸或使曱基丙烯醛生成甲基丙烯酸所得到的產物氣體混合物中分離出。為此，通常首先將目標產物通過濃縮方式和/或吸收方式轉化成濃縮相。隨后通常使用萃取、精餾和/或結晶的方式將其以純產物的形式從上述濃縮相中分離出。所述方式尤其是在含分離用內件(例如不規則填料、規整填料和/或托盤)的分離柱中實施。由現有技術可知，在新鮮裝料的催化劑固定床上使丙烯醛生成丙烯酸或使甲基丙烯醛生成曱基丙烯酸的多相催化部分氣相氧化通常可在至少一種液態熱交換介質本身的溫度下進行，其中所述液態熱交換介質使由具有至少一個開口E的反應器罩(在下文中也稱為反應器軍E)覆蓋的管板(在下文中也稱為反應器板E)濕潤，所述液態熱交換介質的溫度小于290。C(下文中稱為濕潤溫度E(T/);其可以是THin或THout)。根據現有技術中的描述，反應氣體入口混合物在進入所述至少一個開口E時的溫度(下文中稱為TGE)可基本在濕潤溫度E(THE)以下。這可如下實現，反應管在反應氣體混合物的流動方向上通常首先填充一個由對部分氧化呈惰性的成型體形成的縱向段，然后出現載有成型體的催化劑固定床的催化活性段，所述成型體含有催化活性組分。在流經這些惰性區段的過程中，可將反應氣體入口混合物加熱至那些流經相應的催化活性反應管區段的熱交換介質的溫度。但是，還應理解，反應氣體入口混合物在進入所述至少一個開口E時(通常，反應氣體入口混合物僅通過一個開口E進行裝料，并且產物氣體僅通過另一反應器軍中的一個開口除去；但是，原則上為此目的還可在具體的反應器罩中各自使用2或3個或者更多個這樣的開口)可已預熱至基本相當于初始反應溫度的THE溫度值。該初始反應溫度是置于反應管中的催化劑固定床上催化部分氧化開始時的溫度。由于使丙烯醛生成丙烯酸或使甲基丙烯醛生成甲基丙烯酸的多相催化部分氣相氧化是一個顯著放熱的反應，因此反應氣體混合物在反應通道中穿過催化劑固定床的溫度通常不同于在催化劑管外部流經催化劑固定床的液態熱交換介質的溫度。其通常高于熱交換介質進入相應反應區(溫度區)的進入溫度THin,并且通常沿一個反應區經歷一個絕對最7大值(熱區最大值)，或者從該絕對最大值(如果合適經由其他相對最大值)下降。由現有技術還可知，使丙烯醛生成丙烯酸或使曱基丙烯醛生成曱基丙烯酸的多相催化部分氣相氧化可在同一個催化劑固定床上實施較長的時間。通常的運行時間為l年及更長。但是，在同一個催化劑固定床上進行所述長時間運行的一個缺點在于，盡管中間采取了使其再生的措施(參見例如DE-A10350822)，但是隨著運行持續時間的增加，從某一運行時間起出現程度上越來越大的催化劑固定床品質不可逆降低(參見例如DE-A5)。這種催化劑管中催化劑固定床的品質隨運行時間的增加而日益增加的損耗至少在一定運行時間內，可通過逐漸增加至少一種液態熱交換介質進入反應管周圍空間的進入溫度THin而抵消。該增加必定還伴有T/的增加；隨著運行時間的增加，這會導致所述至少一種液態熱交換介質——其中該介質對反應器板E進行濕潤——的溫度為290°C及更高。對于極大多數的適于使丙烯醛生成丙烯酸或使甲基丙烯醛生成甲基丙烯酸的多相催化部分氣相氧化的催化劑而言，部分氧化法即使在高達35(TC(例如300。C或310。C或320。C或33(TC或34(TC)和更高(例如360。C或370。C或380。C或390。C或400。C)的1!^值下仍可具有令人十分滿意的轉化率和目標產物選擇性。但是，400'C以上的Tnin值通常例外。根據現有技術的方法(參見例如DE-A10350822)，THin的增加通常不伴有反應氣體入口混合物的1/的同時增加。而是TgE通常保持在一個值，在新鮮裝料的催化劑固定床上進行部分氧化的過程中，反應氣體入口混合物以該值供入管束反應器中。由于所述TgE具有低于2卯。C的值，因此在多相催化氣相部分氧化的常規運行中，反應器板E的正對具有開口E的反應器罩的表面的溫度也在2卯。C以下(甚至當濕潤反應器板E的熱交換介質的THin$290°C時)，這是因為該反應器板表面在連續運行中被反應氣體入口混合物(其通常以至少1000m3(STP)/(h,m2)、通常至少1500m3(STP)/(h*m2)或至少2500mS(STP)/(h'm"的流速流至反應器板E的橫斷區域上)連續冷卻。8但是，當必須中止該多相催化部分氣相氧化時，不再存在上述情形。中止的一類可能的原因包括例如文獻EP-A1658893和US-A2004/00015012中詳述的所有可能的運行故障。但是，中止原因也可能是，在分離目標產物丙烯酸或甲基丙烯酸的過程中，在用于該目的的含有分離內件的柱中產生不希望的聚合物(丙烯酸和曱基丙烯酸均具有進行不希望的自由基聚合的顯著傾向)。為了能夠將其除去，從技術應用的目的考慮應中止部分氧化的過程。在多種情況下，所述部分氧化的中止也伴有所述至少一種液態熱交換介質的進入溫度THin的降低，以便在停工過程中節省能量。但是，在許多情況下，在部分氧化中止過程中基本保持所述至少一種液態熱交換介質裝料至反應管周圍空間中的溫度THiD，從而保持即時準備運行。同時，在部分氧化中止期間，完全沒有氣流或同反應氣體入口混合物流相比顯著減少的氣流(一般小于反應氣體入口混合物流的三分之一，通常小于其五分之一)經由所述至少一個開口E穿過管束反應器。在這些情況下，一旦申請人隨后重新啟動所述部分氧化，反應器罩E的氣體空間中快速升高的溫度使得即時停止的部分氧化通常其后不久即被觸發。對這些事實的長期研究和分析表明，在上述部分氧化中止的變型情況中，與該部分氧化的常規運行情況下的情形相比，通常在中止期間加熱面對具有開口E的反應器罩的反應器板E的表面(下文中稱為反應器板表面E)。但是，在重新啟動多相催化部分氣相氧化過程中，含有^3體積％的丙烯醛或甲基丙烯醛的反應氣體入口混合物流動至所述相對較熱的反應器板表面E，這可觸發(隨反應器板表面E溫度的增加，觸發的可能性增加)丙烯醛或曱基丙烯醛的(熱學上)放熱的均相自由基氧化，其可在反應氣體入口混合物的流動方向的相反方向擴散(并包括丙烯醛或曱基丙烯醛的熱分解)。為安全原因起見而將至少一個熱電偶伸入反應器罩E中(例如，當在除去常規多相催化部分氣相氧化反應的熱量過程中發生運行中止時，其可能會失控并且必須通過即時關閉(反應氣體混合物進入流終結，依據EP-A1658893或依據US2004/00015012)而停止)，檢測放熱型自由基氧化釋放的反應熱量，9并由此觸發即時關閉。在裝有催化劑成型體和/或惰性成型體的反應管中，丙烯醛或甲基丙烯醛的所述熱學上放熱的均相自由基氧化即使在^290。C的THE溫度下也基本不發生，這是因為催化劑成型體和/或惰性成型體的較大比表面積通常會清除形成的自由基并通常由此熄滅自由基鏈反應。因此，熱均相自由基氧化(包括分解)的擴散通常不會延及裝有催化劑固定床的反應管中。因此本發明的一個目的是能夠提供一種在置于管束反應器的反應管中的催化劑固定床上使丙烯醛生成丙烯酸或使曱基丙烯醛生成甲基丙烯酸的多相催化部分氣相氧化的啟動方法，該方法至少減少或完全阻止上述即時關閉。因此，發現了一種在催化劑固定床中使丙烯醛生成丙烯酸或使甲基丙烯醛生成甲基丙烯酸的多相催化部分氣相氧化的啟動方法，所述催化劑固定床被置于管束反應器中圍有反應器夾套的垂直反應管束的反應管中，各反應管的兩端是打開的，并且每一個反應管以其上端部密封至在頂部與反應器夾套密封的上管板的通孔中；并且以其下端部密封至在底部與反應器夾套密封的下管板的通孔中，其中反應管的外部、上反應器板和下反應器板及反應器夾套一起(共同)界定了反應管周圍空間，并且兩個管板中的每一個均被具有至少一個開口的反應器罩覆蓋，其中，為開始啟動，將含有^3體積％丙烯醛或甲基丙烯醛及分子氧的反應氣體入口混合物經由兩個反應器罩之一的所述至少一個開口(下文稱為E)加入管束反應器的反應管中，并經由另一個反應器罩的所述至少一個開口將通過丙烯醛或甲基丙烯醛將在通過丙烯醛或甲基丙烯醛穿過置于反應管中的催化劑固定床而部分氣相氧化生成丙烯酸或曱基丙烯酸所得到的含有丙烯酸或曱基丙烯酸的產物氣體混合物移除，同時，在管束反應器的夾套一側，使至少一種液態熱交換介質繞反應管傳導，以使得兩個管板的相互面對的兩表面中的每一個表面被液態熱交換介質潤濕，并且所述至少一種液態熱交換介質以溫度THin被導入反應管周圍空間中并再以溫度TH。ut被導出該反應管周圍空間。其中，在為開始啟動時，將含有^3體積％丙烯醛或甲基丙烯醛的反應氣體入口混合物穿過所述至少一個開口E進入反應器罩，此10時，隱使被具有至少一個開口E的反應器罩跨越覆蓋的管板(下文稱為反應器板E)濕潤的所述至少一種液態熱交換介質的溫度THin為至少290。C，■進入所述至少一個開口E的反應氣體入口混合物(在進入該至少一個開口E時)具有5285。C的溫度，并且-反應器板E的表面(下文稱為反應器板表面E)的溫度值為^285°C，所述表面正對所述具有至少一個開口E的反應器軍。在本發明啟動過程中，對反應器板E進行濕潤的所述至少一種液態熱交換介質(可用于本發明方法的可用液態熱交換介質為在本文開篇處提及的所有那些介質)的溫度THin(該溫度在本文中也稱為THin，E)也可為2291。C或^292。C或^293。C或^294。C或^295。C或^296。C或^297。C或^298。C或^299。C或^300。C或^301。C或^302。C或^303。C或^304°C。應認識到的是，本發明方法中的THin，E也可為^305。C或^310。C或^315'C或^320。C。在本發明方法中，即使THin，E值^330。C和^340。C也是可能的，尤其是當其為通過多相催化部分氧化使甲基丙烯醛生成曱基丙烯酸時。但是，一般THin，E為^400。C、通常^375。C，并且在許多情況下S350。C。應認識到的是，在本發明的啟動中，每一個單個的前述的"^關系"也可適用于T/。應認識到的是，在本發明的啟動中，THin，E和THE可各自同時對應于單個前述的"^關系"。在本發明以本文中逐一指明的所有T!jin，E和T/值啟動的過程中，反應氣體入口混合物在進入開口E時的溫度(即TGE)可為^285"C或^280。C或S275。C或^270。C或^260。C或^250。C或^240。C或^220。C或^21(TC或^200。C。但是，通常地本發明啟動過程中的T(;E在反應氣體入口混合物的露點以上(優選至少高5'C)。露點為在所選的反應氣體入口混合物的工作壓力下、在所選的反應氣體入口混合物的組分下，反應氣體入口混合物中出現凝結(形成液滴)的溫度。但是，含有液滴的反應氣體入口混合物在其流經催化劑固定床時會對其造成破壞。較低的TcE值通常較為有利。當反應管在反應氣體入口混合物的流動方向中開始具有成型惰性體床時尤其如此。所述惰性床的長度可占所述反應管長度的長達10%或達20%或達30%。一般而言，其不低于該長ii度的5%。T(;E優選為200-260°C。特別地，當4吏丙烯醛生成丙烯酸或使曱基丙烯醛生成甲基丙烯酸的部分氧化與使相應烯烴生成丙烯醛或曱基丙烯醛的前置部分氧化不相匹配時，T(^也可為90-150。C。依據本發明較為有利的是，在本發明啟動過程中，當反應器罩的面向具有至少一個開口E的奉面E(即反應器板表面E)的溫度^280。C、優選1275。C、有利地^270。C、尤其有利地^265。C、極尤其有利地^260°C、尤其優選^255。C、極尤其優選^250。C或^245。C或:^240。C、特別有利地^235。C或^230。C或S225。C或5220。C或^215。C或。10。C或S205。C或^200。C。反應器板表面E的這些溫度在本文中也稱為TBE。由于反應器板表面E的整個表面E的溫度無需在所有運行狀態下均相同(反應器板的中心和接觸反應氣體的邊緣的表面溫度通常稍高)，因此在對前述管板邊緣(反應管環圈的最外面)和中心處溫度的測量中發現，本文中T/為兩個溫度中較高的一個。因此，對本發明的啟動有利的為例如同時為以下溫度的那些溫度-THin，E(并且如果合適TwE)^2卯。C，TGE^285。C，T/^280。C;或-THin，E(并且如果合適TWE)$290°C，或-THin，E(并且如果合適TWE)$290°C，或-THin，E(并且如果合適TWE)^290°C，或-THin，E(并且如果合適TWE)2290°C,或—TH^E(并且如果合適twe)$2卯。C，或-THin，E(并且如果合適TWE)2290°C，或誦THin，E(并且如果合適TWE)$290。C，或-THin，E(并且如果合適TWE)$290°C，TGES285°C，TGE￡285。C，TGES285°CTGE$285°C，TGE^285°C,TGE^285°C，TGE￡285°C，TBES275°C;TBES260°C;TBE^255°C;TBE￡250°C;TBES245°CTGE$285°C，TBE$240°C;TBES235°C;Tbe$230°C;12或-THin，e(并且如果合適TWE)$2卯。C,或-THin，e(并且如果合適TWE)2290°C，或-THin，e(并且如果合適TWE)$2卯。C，或-1^-，￡(并且如果合適TWE)$2卯。C，或-THin，e(并且如果合適TWE)2290。C,或-THin，e(并且如果合適TWE)$290°C，或-THin，e(并且如果合適TWE)$290°C,或-THin，e(并且如果合適TWE)22卯。C，或-THin，e(并且如果合適TWE)2290。C，或-1^11，￡(并且如果合適TWE)$290。C,或-THin，e(并且如果合適TWE)2290°C，或-1^，￡(并且如果合適TWE)22卯。C，或-THin，e(并且如果合適TWE)^2卯t:,或-THin，e(并且如果合適TWE)$2卯。C，或-THin，e(并且如果合適TWE)22卯。C，或TGES285。C，T/^225。CTGE$280°C，T/1280。Ce一TGE$275°C,T/￡280°Ce一TGE$270。C，T/￡280°C￡-TGES265°C，1V^280。CelTGE$260°C，1V^280。CTGE￡280°C,TB^275。Ce一TGE$280°C，TB^270°Ce一TGE1280。C，TB^265°C;e一TGE￡280°C，Tb:260。Ce一TGE5275°C，TB^275°CTGES275°C，T/5270。CTGES275。C,TB^265°Ce一TGE^275°C,T/S260。Ce一TGE￡270°C，TB^275°Ce一13國Tijin，E(并且如果合適TWE)2290°C，TGES270°C，TBES270°C;或國THin，E(并且如果合適TWE)^2卯。C，TGE$270。C，TBES265°C;或匪THin，E(并且如果合適TwE)^2卯。C，TGES270°C,TBE^260°C。另外，除THin，E(并且如果合適THE)$291。C或^292。C或2293。C或^294。C或^295。C或^297'C或^299""C或^300。C或^305。C或^310。C或^315。C或^320。C或^330。C或^340。C外，上述溫度三元組(或者如果合適溫度四元組)均適于有利的本發明啟動。從適于應用的觀點而言，本發明方法中的T/將在反應氣體入口混合物的露點以上(優選至少高5°C)。本發明方法是重新啟動使丙烯醛生成丙烯酸或使甲基丙烯醛生成甲基丙烯酸的多相催化部分氣相氧化的十分普遍的主要方法。所述重新啟動方法不在新鮮填裝入管束反應器的新制備的催化劑固定床上實施。而是在之前已經通過多相催化部分氣相氧化使丙烯醛生成丙烯酸或使甲基丙烯醛生成甲基丙烯酸的催化劑固定床上實施。在本文中，反應氣體入口混合物應理解為含有至少3體積％、優選至少4體積％并且更優選至少5體積％(基于反應氣體入口混合物的總體積計)的丙烯醛或甲基丙烯醛的氣體混合物。通常地，反應氣體入口混合物將含有3-15體積％、許多情況下4-10體積％、許多情況下5-8體積％或6-8體積％的丙烯醛或甲基丙烯醛。當含有小于3體積%丙烯醛或甲基丙烯醛的氣體混合物穿過催化劑固定床進行傳導時(所述氣體也可用作將在下文提及的"冷卻氣")，這也應理解為部分氧化的中止，同當沒有氣體混合物穿過管束反應器的催化劑固定床進行傳導時一樣。隨著反應氣體入口混合物中丙烯醛或甲基丙烯醛含量的增加(以及隨著催化劑固定床對反應氣體入口混合物或者該反應氣體入口混合物中丙烯醛或曱基丙烯醛的負載的增加)，本發明方法具有更重要的意義。反應氣體入口混合物中丙烯醛或甲基丙烯醛的含量越高，則相應地應選擇越低的TBE(并且如果合適，還有Tc;E)。即使在反應入口混合物中氧含量增加的情況下，所述較低值也是可取的。反應氣體入口混合物中02:丙烯醛的摩爾比一般^0.5、通常^1。典14型地，該摩爾比的值S3。通常地，反應氣體入口混合物中02:丙烯醛的摩爾比為從0.5或l至2，或者從0.6或1至1.5。反應氣體入口混合物中02:甲基丙烯醛的摩爾比通常為l或1.5至3，或者優選地為1.5-2.5。但也可為0.5-3。此外，反應氣體入口混合物通常舍有至少一種惰性稀釋氣體，除02和丙烯醛或甲基丙烯醛以外，所述惰性稀釋氣體主要形成反應氣體入口混合物的余量物。在本申請中，所述氣體應理解為意指當反應氣體入口混合物在本發明重新啟動過程中穿過置于管束反應器中的催化劑固定床進行傳導時保持以下未改變程度至少95mo1。/。，優選至少98101%的程度，最優選至少99mol。/o的程度或至少99.5mol。/。的程度。典型的惰性稀釋氣體為分子氮、蒸汽、稀有氣體、co2，及飽和烴，例如曱烷、乙烷、丙烷、丁烷和戊烷，以及上述稀釋氣體的部分或全部混合物o通常，反應氣體入口混合物中的惰性稀釋氣體中^20體積％，或^30體積％，或^40體積％，或^50體積％,或^60體積％，或^;70體積％，或^80體積％,或^90體積％，或^95體積％由分子氮組成。尤其當丙烯醛(或甲基丙烯醛)的氣相部分氧化為使丙烯生成丙烯酸的兩階段多相催化部分氣相氧化中的第二反應階段時，反應氣體入口混合物中的惰性稀釋氣體通常由5-25重量％或20重量％范圍的H20(在第一反應階段形成的，并且如果合適而添加的)和70-卯體積%范圍的N2組成。通常地，在本發明方法中，反應氣體入口混合物具有的丙烯醛(甲基丙烯醛)氧氣蒸汽其他惰性氣體的體積比(l(STP))為1:(1-3):(0-20):(3-30)，優選為1:(1-3):(0.5-10):(7-10);或者在丙烯醛的情況下它們的體積比為1:(0.9-1.3):(2.5-3.5):(10-12)，并且在甲基丙烯醛的情況下它們的體積比為1:(1.5-2.5):(3-6):(10-15)。反應氣體入口混合物在進入開口E時的入口壓力(絕對壓力)可在標準壓力(例如最大至0.5bar)以下或標準壓力以上。通常地，上述工作壓力值為l-5bar，優選1-3bar。上述工作壓力通常不超過100bar。在本發明啟動過程中，催化劑固定床對丙烯醛或甲基丙烯醛的負載可為^101(STP)/(Mi),或^201(STP)/(l-h)，或^301(STP)/(Wi),或^401(STP)/(hh),或^501(STP)/(Hi),或^601(STP)/(Hi),或^701(STP)/(l-h)，或^;801(STP)/(l'h)，或"01(STP)/(l-h)，或^;1101(STP)/(l'h)，或^1301(STP)/州,或^1801(STP)/(l'h),或^2401(STP)/(l*h)，或^3001(STP)/(14i)(但通常16001(STP)/(141))。上述負載也可在本發明啟動過程中分階段增加，例如WO2005/016861中針對新裝料的催化劑固定床的啟動所述的，和WO2005/047226中針對新再生的催化劑固定床的啟動所述的。在本發明啟動過程中，與上述情形同時發生地,催化劑固定床對反應氣體入口混合物的負載通常可為500-10000l(STP)/(l*h),—般為1000-5000l(STP)/(l*h)，經常為1500隱楊01(STP)/(l'h)。此外，從有利于應用的觀點而言，實施本發明啟動，使得沿催化劑管的任一點處反應管中反應氣體混合物的溫度均不高于反應管周圍空間中相同反應管長度處熱交換介質溫度的80。C以上。有利地，沿反應管長度的每點處上述溫度差S70。C，通常為20-70。C;優選該溫度差較小。而且，本發明方法尤其適于滿足DE202006014116Ul的要求的管束反應器的情況。反應器夾套通常為具有該管板的圃形橫截面的圃柱形幾何形狀。該管板(及反應器板E)的典型橫截面面積為3m2-80m2，通常為10m2-50m2。管板(及反應器板E)厚度一般為5-40cm,通常為8-30cm或10-20cm。管板橫截面越大，管板厚度通常也越大。如本申請開篇處所提及，反應管(正如管束反應器的其他元件)通常由鋼制造。當反應器板表面E由不銹鋼(由奧氏體鋼)或由黑鋼(鐵素體鋼)制造時，本發明方法尤其有利。優選材料(也針對管束反應器的其他元件而言)為鐵素體鋼。反應管的壁厚通常為1-3mm。它們的內徑一般(均勻地)為10-50mm或20-30mm,通常為21-26mm。管束反應器中容納的催化劑管(反應管)的數目一般為至少1000或3000或5000，優選至少10000。通常地，管束反應器中容納的反應管的數目為從15000至30000或至40000或至50000。反應管的數目為5000016以上的管束反應器通常是例外的。在反應器夾套中，反應管通常均勻分布排列，對該分布進行適當選擇從而使相互最靠近的催化劑管(反應管)的中心內軸的間隔(所稱的催化劑管間距)為25-55mm,優選35-45mm(參見例如EP-A4682卯)。依據本發明極特別有利地是，管束反應器由1.0425型鐵素體鋼(根據DINEN10020)制造。對于反應器板、反應管和反應器罩而言，通常也可使用DIN材料號為1.0481或1.0315的鋼，并且對于反應器夾套而言，在許多情況下，也可使用DIN材料號為1.0345的鋼。但是，從有利于應用的觀點而言，反應器罩E的面向反應器板表面E的內部鍍有奧氏體鋼(優選DIN1.4541型或1.4571型(根據DINEN10020))。通常所鍍厚度約為3mm。尤其是對于具有相對較大管板橫截面的管束反應器，從應用的觀點而言，適于在該管束反應器中心留出一段無管區域，而不是用于支撐該區域的上管板。反應管的長度通常延長至幾米(催化劑管長度一般在l-8m的范圍內，通常為2-6m，在許多情況下為2-4m)。在反應管內，在工作管和熱管之間通常存在區別。工作管為在其中進行待實施的實際部分氧化的反應管，而熱管主要用于代表所有工作管監測和控制沿反應管的反應溫度。為此，除催化劑固定床外，熱管通常還含有沿熱管在其中心進行傳導并且僅裝有一個溫度傳感器的熱電偶套管。一般而言，管束反應器中的熱管數目比工作管數目小很多。通常地，熱管數目^20(參見EP-A873783和EP-A1270065)。"反應管密封到上管板和下管板中的通孔中"表示，在反應管外壁和孔壁(或通孔的壁或通孔的殼)之間無熱交換介質通過。這種密封可如DE202006014116Ul中所述的方式來實現。以相應方式，將上管板和下管板的圓周結合入管束反應器的反應器夾套中，從而使它們之間無熱交換介質通過。但是，在上管板中，通常連至熱交換介質泵，以確保對反應管周圍空間進行脫氣和保證液態熱交換介質潤濕上管板(參見例如EP-A987057)。此外，單區管束反應器優選按DE-A4431949中所述進行配置。當本發明方法在多區管束反應器中實施時，從有利于應用的觀點而言，其為雙區管束反應器。如果反應氣體混合物首次流經的反應區被稱為反應區A并且反應氣體混合物其后流經的反應區稱為反應區B,則本發明的啟動如下實施是有利的，即啟動過程中反應區A中出現的最高反應溫度(下文稱為TmaxA)和啟動過程中反應區B中出現的最高反應溫度(下文稱為T咖xB)之間的差值，即TmaxA-TmaxB，20°C。有利地，前述溫度差^3。C且S60。C，尤其有利地^5。C且^40。C。這通常在進入反應區A中的熱交換介質的溫度(即THA，in)和進入反應區B中的熱交換介質的溫度(即THB，in)之間的差值(即THA，in-THB，in)為^-20。C且S0。C時獲得。另外,調節T咖"和T咖xB的方法可如文獻DE-A10313208、EP-A1106598、DE-A10313213、DE隱A10313214、DE-A10313211和US2006/0161019Al及這些文獻所引用的現有技術中所述。特別地，這些文獻中所述的雙區管束反應器適于本發明方法。一般而言，從特定反應區看，在兩個反應區中，反應氣體和熱交換介質，都以直流或逆流方式進行傳導。但是，可以無任何問題地在兩個反應區中的一個中實施直流運行，并在兩個反應區中的另一個中實施逆流運行。為調節反應器板表面E的溫度TbE,可以一種簡單的方式在反應氣體入口混合物穿過開口E裝料至管束反應器之前直接使，例如，基本惰性的氣體或氣體混合物以一流速并以充分低的溫度穿過至少一個開口E，所述流速和充分低的溫度使得反應器板表面E冷卻至所需表面溫度T/。可用的所述冷卻氣體C包括例如，蒸汽、分子氮、二氧化碳、分子氧、稀有氣體、空氣，及所有或部分前述氣體的任意類型混合物。原則上，所用冷卻氣體混合物應該含有<3體積％、優選<2體積％或<1體積％的丙烯醛和曱基丙烯醛，并且尤其優選不含丙烯醛和不含曱基丙烯醛。例如，可用的冷卻氣體C包括惰性氣體和分子氧的混合物。這些混合物可含有至少1或2體積％、優選至少3體積％并且更優選至少4體積％的氧。但是，一般地，所述冷卻氣體混合物中的氧含量為S21體積％。例如，可用的所述冷卻氣體混合物為貧瘠空氣(leanair)。其為排除了氧的空氣。本發明中，由3-10體積％、優選4-6體積％的分子氧和剩余量的18分子氮形成的貧瘠空氣是有利的。通常地，當冷卻氣體混合物除分子氧和惰性氣體外還含有蒸汽時較為有利。從適于應用的觀點而言，冷卻氣體混合物含有至少0.1體積％、通常至少0.5體積％并且通常至少1體積％的蒸汽。一般地，冷卻氣體混合物中的蒸汽含量為S75體積％、通常^50體積％,在許多情況下525體積％。因此適于作為冷卻氣體的氣體混合物可由例如3-20體積％分子氧、1-75體積％蒸汽和剩余量的惰性氣體如N2和C02組成(例如97體積％的空氣和3體積％蒸汽)。應認識到的是，可用的冷卻氣體C還有對催化劑固定床同時具有再生作用的那些氣體。換言之，可用的冷卻氣體有例如DE-A10350822、US2006/0161019、WO2005/042459和EP-A614872中推薦為再生氣體的所有氣體和氣體混合物。原則上，當冷卻氣體C的摩爾比熱盡可能高時較為有利。當然，也可以使用循環氣體或其與一種或多種已提及的其他冷卻氣體c的混合物(例如與空氣的混合物)作為冷卻氣體。循環氣體是指當目標產物已從多相催化部分氣相氧化的產物氣體混合物中或多或少地選擇性地移除(例如通過吸收到一種適宜的溶劑中)時殘留的剩余氣體。一般而言，其主要由用于部分氧化的惰性稀釋氣體和在部分氧化中通常作為副產物形成的蒸汽以及通過不希望的完全氧化而形成的二氧化碳和蒸汽組成。如果合適，源于對產物氣體混合物的后處理的水分(源于針對目標產物的吸水劑)的蒸汽也可存在于循環氣體中。在一些情況下，其還含有在部分氧化中未耗盡的少量氧(殘留氧)和/或未轉化的有機原料化合物(參見WO2004/007405)。適宜在本發明啟動前作為冷卻氣體的兩階段多相催化部分氧化使丙烯成丙烯酸的循環氣體通常可具有例如以下成份3-5體積％分子氧，1-5體積％蒸汽，0國3體積％—氧化碳，0-8體積％二氧化碳，0-2體積％丙烷，0-0.5體積％丙烯，0-0.1體積％丙烯醛，和85-95體積％分子氮。上述組成的循環氣體組合物的一個實例如下組分體積％氧氣3.3，水1.5，一氧化碳0.8,二氧化碳1.6，丙烷0.3,丙烯0.3，丙烯醛0.05,和氮氣92.15。應認識到的是，在上述循環氣體組合物的組成中，丙烷含量也可以高達50體積％并且氮氣含量可相,應地降低。在多相催化部分氣相氧化制備甲基丙烯酸的情形中，典型的循環氣體組合物可具有例如以下成份5-12體積％分子氧，10-25體積％蒸汽，0-4體積％—氧化碳，0-6體積％二氧化碳，0-0.5體積％異丁烯，0-0.2體積％曱基丙烯醛，和50-90體積％分子氮。根據本發明，裝入管束反應器的開口E中的冷卻氣體C的溫度必須S285。C。通常地，上述冷卻氣體溫度為^280n，或《270X:,或《260t;，或《250X:，或<240"，或<230*€，或<220"，或《210n,或<200n,或《i9or;,或《i80"c，或《i7ot:，或<160匸，或《i5ox:，或<i4or;，或《i30"c,或《i20"c，或《iiox:，或《ioox:。但是，原則上，冷卻氣體的溫度也可為^75。C，或^5(TC,或S25t!和^rC。但是；必需的是，冷卻氣體的溫度在冷卻氣體的露點以上。本發20明適宜的冷卻氣體溫度為冷卻氣體露點以上至少5°C。當冷卻氣體穿過開口E時，其工作壓力可為lbar、〈lbar或〉lbar。通常地，冷卻氣體的工作壓力為從^;0.5bar至5bar，在許多情況下從>1至3bar，通常從^1.3至^2bar。有利地，按文獻WO2005/016852和WO2005/1002卯中對反應氣體入口混合物所述，對冷卻氣體C以相同方式進行壓縮和為除去固體顆粒并且如果合適除去其中存在的冷凝物而進行機械分離操作。冷卻氣體的體積流速可與反應氣體入口混合物的體積流速一致。但是，其也可大于反應氣體入口混合物的體積流速或小于反應氣體入口混合物的體積流速。本發明有利的體積流速為多相催化部分氣相氧化的反應氣體入口混合物在該氧化中止之前具有的體積流速的20-140%、優選40-120%并且尤其有利地為60-100%。從適于應用的觀點而言，基于反應器板E(包括通孔)的橫截面積，冷卻氣體C的流速為500-3000m3(STP)/(h.m2)，通常750-1500m3(STP)/(hW)。反應器板表面E的溫度可借助至少一個鉆入該反應器板表面E內部的熱電偶進行監測。對本發明有利的是，當達到預期的反應器板表面E的溫度TBE時，終止冷卻氣體的供給。當然，THin，E越高并且冷卻氣體的流量越低，冷卻氣體供給的持續時間必須越長。由于冷卻氣體C也流經反應管，因此反應器板表面E的冷卻也可以不希望的方式伴隨有對穿過相應的反應管周圍空間(區域)而傳導的熱交換介質的冷卻(在這些情況下，本發明啟動的配置可導致其中THin，E和T/相互不同；一般地，在這些情況下THE將低于THin，E)。從有利于本發明的角度考慮，盡量避免這中情形。如果合適，通常集成到管束反應器單元中的電加熱器將用于抵消開始的熱交換介質的任何過度冷卻。在通過多相催化部分氣相氧化使丙烯(或丙烷)經由丙烯醛生成丙烯酸、或者例如使異丁烯(或叔丁醇或叔丁醇的甲基醚或異丁烷)經由甲基丙烯醛生成甲基丙烯酸的方法中，如果由丙烯醛生成丙烯酸或由甲基丙烯醛生成甲基丙烯酸的多相催化部分氣相氧化為兩階段方法中的第二氧化階段，則該第二氧化階段通常作為在串聯的反應器排列(兩個管束反應器的串聯)中獨立的單區或多區管束反應器而實施。對本發明有利地，在此情況下，在第一氧化階段的管束反應器和第二氧化階段的管束反應器之間放置一個中間冷卻器(或后冷卻器)，其也可集成到第一管束反應器中。在此情況下，通常將冷卻氣體經由第一管束反應器(即穿過其反應管)裝入第二管束反應器的反應器板表面E，第一管束反應器通常具有與第二管束反應器相同的設計。由于第一管束反應器中的至少一種熱交換介質的溫度通常高于第二管束反應器中的至少一種熱交換介質的溫度，于是將反應器板表面E的冷卻氣體的冷卻溫度以一種簡單方式在上述中間冷卻器中進行設定。此外，從適于應用的觀點而言，該方法將是這樣的，在第一管束反應器中將類似的反應器板表面EA冷卻至對該反應器板進行濕潤的熱交換介質所產生的類似的THin^(并且如果合適T/A)以下的溫度。但是，第一氧化階段中的情形比第二氧化階段中具有顯著更小的重要性。此外，有利地，在第一氧化階段的啟動中，反應器板表面EA的溫度在對該反應器板進行濕潤的熱交換介質的溫度THin，e、并且如果合適Th^)以下至少5°C、優選至少10。C、尤其優選至少20或至少30°C、極尤其優選至少40或至少50'C。應認識到的是，在第一氧化階段的啟動中，反應器板表面EA的溫度也可在對該反應器板EA進行濕潤的熱交換介質具有的溫度THin，^(并且如果合適T/、以下至少60或70°C，或者至少80或90°C，在一些情況下甚至至少100。C或至少150。C和更高。以一種完全相應的方式，用于通過多相催化部分氣相氧化使丙烯生成丙烯醛或使異丁烯生成曱基丙烯醛的反應氣體入口混合物的溫度也在對反應器板虹*進行濕潤的熱交換介質具有的溫度iVn，e、并且如果合適T/、以下至少5n，或至少io。c，或至少2or，或至少3or，或至少4o。c,或至少50。C，或至少60。C，或至少70'C,或至少80'C，或至少90'C,或至少100。C。對反應器板EA進行濕潤的熱交換介質具有的溫度THin，e、并且如果合適T/、通常可為300-380。C,通常310-360。C并且在許多情況下為320-340。C。此外，在第一氧化階段中，反應管中的催化劑固定床在沿流動方向上通常首先具有一個用于加熱反應氣體入口混合物的惰性床。由于對于如上所述的兩階段部分氧化，在串聯的管束反應器中，第一氧化階段的產物氣體混合物在后冷卻器中按需冷卻后，直接以其本身(在此情況下，第二氧化階段的需氧量已是被稱為初始氧的第一氧化階段反應氣體入口混合物的一部分)和/或在添加空氣(二次空氣)之后在混合器中形成第二氧化階段的反應氣體入口混合物，并且第二氧化階段中部分氧化的中止必然伴隨第一氧化階段的中止，在這些情況下，第二氧化階段的啟動通常也總是與第一氧化階段的啟動相關。從適于應用的觀點而言，根據文獻WO2004/007405、WO2005/016861、WO2004/085362、WO2004/085369、WO2004/085363、WO2004/085367、WO2004/085368、WO2005/047224和WO2005/042459中的論述對此進行研究，從而在本申請中滿足對本發明啟動——尤其是第二氧化階段一的要求。有利地，在本發明啟動中，進行所述方法首先用循環氣體或循環氣體與蒸汽的混合物對反應器板表面E進行所需冷卻(本發明所需的溫度TBE的該類型調節可隨著部分氧化中止的開始而立即開始；應認識到的是，再生氣體也可依據例如DE-A10350822或DE-A10350812從部分氧化中止開始首先穿過管束反應器體系進行傳導)。循環氣體流速及其溫度這樣確定，即能夠達到所需溫度TBE而不會顯著削弱至少一種液態熱交換介質的溫控循環。最遲在啟動之前，將循環氣體流速或循環氣體/蒸汽混合物的流速調至同本發明啟動中反應氣體入口混合物流中其氣體體積流速部分相應的程度。隨后，對本發明啟動所需的空氣流(通常地，所用的氧源為空氣；但是，原則上，可使用氧和惰性氣體的任意混合物或其它純氧作為氧源)和反應物流最終將被接通。應認識到的是，原則上T/也可通過使用最后接入反應物流的循環氣體和空氣的混合物進行調節。當本發明啟動在串聯管束反應器排列中作為兩階段部分氧化——使例如丙烯(經由丙烯醛)生成丙烯酸或使例如異丁烯(經由甲基丙烯醛)生成甲基丙烯酸——的第二氧化階段啟動而實施時，將前述氣流如上所迷裝入第一氧化階段的管束反應器并且——如果合適通過補充二次空氣——經由其反應管和中間冷卻器而到達反應器板表面E。本發明方法尤其適用于相關的部分氧化中止至少5分鐘、或至少IO分鐘、或至少15分鐘、或至少20分鐘、或至少30分鐘、或至少l小時、或至少2小時、或至少3小#、或至少4小時、或至少6小時、或至少7小時、或至少8小時、或至少9小時、或至少10小時或至少11小時、或至少12小時或更長時間^L后的重新啟動。在對反應器板表面E——并且如果合適E*——的溫度進行本發明調節之后，如果相關的部分氧化中止長達12小時，則從適于應用的觀點而言，本發明部分氧化的啟動將主要以反應氣體入口混合物的組合物和用該混合物對特定催化劑固定床的裝載而進行，借此部分氧化在其中止之前直接啟動，并且甚至在中止期間根據文獻DE-A10350812、DE-A10350822和WO2005/047226使有再生作用的、含有分子氧的氣流穿過所述特定催化劑固定床進行傳導。當中止時間在12h以上并且在該期間的運^f亍同文獻DE-A10350822、DE-A10350812和WO2005/047226中相同，從適于應用的觀點而言，反應氣體入口混合物的組合物和用該混合物對催化劑固定床的裝栽的進程按DE-A10337788中所述來實施。除使用本發明啟動外，通過向反應器板E上施用惰性材料床，可減少不希望的反應氣體入口混合物(其從反應器板表面E沿與反應氣體入口混合物相反的方向擴散)中所含的丙烯醛或甲基丙烯醛的熱引發的放熱均勻燃燒的危險性，所述惰性材料(例如陶瓷材料)床的熱導率比制備反應器板E的材料的熱導率低很多。所述惰性床優選具有較高的熱容量。可用于所述惰性床的材料原則上為下文中推薦作為用于制備殼型催化劑(Shalenkatalysator)的支撐體材料的所有那些材料。從應用的觀點而言，優選用于所述惰性床的惰性材料為例如購自CeramTec.的C220滑石。可用于前述惰性床的幾何成型體包括例如，球體、圓柱體和/或環體形，其最長尺寸(連接其表面上兩點的最長直線)可為例如2-40mm，優選5-12mm，或50-200mm。但是從適于應用的觀點而言，前述惰性床將占據不多于覆蓋它的反應器罩的內體積的40體積％。可將24一個相應的惰性床應用于上游第一氧化階段的相應的反應器板EA上。所述反應器罩的曲率可具有例如與DIN28013相應的準球形或與DIN28011相應的半橢圓形。在最簡單的情況下，反應器罩也可簡化為打開的圃柱形過渡體，該過渡體例如靠近后冷卻器或遠離后冷卻器。原則上，從反應器夾套向反應器罩的過渡體(其在例外情況下也可為流體)以基本氣密性方式裝配。除已述措施外，在本發明啟動中，反應器板E緣二可用的所:材料包S例如，基本不流動的液態S交換介質S身。這可通過例如在面對正位于管板(反應器板E)之前的熱交換介質的該管板的一側安裝一個偏轉板而實現，在管板遠側的液態熱交換介質沿反應器板E的方向基本靜止。用于填裝待根據本發明啟動的上游第一氧化階段及第二氧化階段的反應管的可用催化劑和成型惰性體包括在現有技術(例如在本文獻中所引用的現有技術)中針對部分氧化所推薦的所有那些。尤其是在文獻DE誦A10350822、WO98/12167、DE-A4329卯7、WO2005/030393、DE5、EP畫A700893、EP-A700714、EP國A758562、EP-A1388533和DE-A10351269中推薦的那些。反應管本身的填裝同樣可按這些文獻中推薦的進行。一般地，實現的填裝使反應管內的容積比活性(volume-specificactivity)沿該反應管的流動方向增加。可用于殼型催化劑(向其上涂漬活性組合物；相比之下，無載體催化劑基本只由活性物組成)的惰性稀釋成型體和/或支撐體(或成型支撐體)包括多孔或無孔的氧化鋁、氧化硅、二氧化釷、氧化鋯、碳化硅、滑石(例如購自CeramTec的C220型滑石)或者硅酸鹽例如硅酸鎂或硅酸鋁。正如成型催化劑體的稀釋體和/或支撐體，它們的最長尺寸可為1-20mm，通常為2-15mm并且在許多情況下為3或4至10或至8或至6mm。在本發明方法所需丙烯醛或甲基丙烯醛在逆流多相催化部分氧化丙烯或例如異丁烯中生成的情況下，適宜催化劑為其活性組分為通式I的多元素氧化物的那些催化劑MouBiaFebXjX^X/X/On(I)其中X1=鎳和/或鈷，x2=鉈、一種堿金屬和/或一種堿土金屬，x3=鋅、磷、砷、硼、銻、錫、鈰、鉛、釩、鉻和/或鴒，x4=硅、鋁、鈦和/或鋯，a=0.2-5b=0.01-5，c=0-10,d=0，2，e=0-8,f=0-10，并且n=通過I中除氧之外的元素的化合價和頻數確定的一個數。對制備相應的無載體4化劑(例如環形體)和殼型催化劑(例如環形體或球體)的描述可見于例如WO02/30569、WO2005/030393、研究披露(ResearchDisclosure)RD、DE-A2和DE-A1中。對于環形幾何形狀，其外徑可為例如2-10mm、或2-8mm、或4-8mm、或2-4mm(對于球形幾何形狀的情況同樣適用)。這些環形幾何形狀的長度也可為2-10mm、或2-8mm、或4-8mm。所述環形幾何形狀的適宜壁厚為1-3mm。前述幾何形狀尤其適合無載體催化劑的情況。一個特別優選的環形幾何形狀(尤其是對于無載體催化劑的情況)為例如5mm(外徑E)x3mm(長度L)x2mm(內徑I)的幾何形狀。其他有利的多金屬氧化物(I)無載體催化劑環形幾何形狀的ExLxI為幾何形狀5mmx2mmx2mm、或5mmx3mmx3mm、或5.5mmx3mmx3.5mm、或6mmx3mmx4mm、或6.5mmx3mmx4.5mm、或7mmx3mmx5mm、或7mmx7mmx3mm、或7mmx7mmx4mm。所有這些多金屬氧化物(I)無栽體催化劑的環形幾何形狀(或一般的多金屬氧化物(I)催化劑)均適于通過氣相催化部分氧化使丙烯生成丙烯醛和通過氣相催化部分氧化使異丁烯或叔丁醇或叔丁醇的甲基醚生成曱基丙烯醛。對于通式I的化學計量活性組分，化學計量系數b優選為2-4，化26學計量系數c優選為3-10,化學計量系數d優選為0.02-2，化學計量系數e優選為0-5并且化學計量系數f優選為從O.S或1至10。更優選地，前述化學計量系數同時位于所述優選范圍內。此外，Xi優選為鈷，XZ優選為K、Cs和/或Sr，更優選K,義3優選為鴒、鋅和/或磷，并且X"優選為Si。尤其優選地，變量xi至x4同時具有前述限定。從適于應用的觀點而言，將環形(球形)的催化劑成型體用環形(球形)的惰性成型體進行稀釋，從而使裝入催化劑管的催化劑產生活性結構o對于多相催化部分氣相氧化來制備丙烯醛或曱基丙烯醛，裝入反應管的具有上述環形成型體的催化劑優選由僅一種類型的無栽體催化劑環在反應管的整個長度上均勻裝配或如下結構化。在反應管入口處(沿反應氣體混合物的流動方向)，于裝入反應管的催化活性催化劑各自總長的10-60%、優選10-50%、更優選20-40%并且最優選25-35%的長度(即，例如0.70-1.50m、優選0.卯-1.20m的長度)，放置僅一種類型的前述環形無栽體催化劑和僅一種類型的環形惰其中稀釋成型體(催化劑成型體和稀釋成型體的質量密度通常僅略有不同)的重量份數通常為5-40重量％、或10-40重量％、或20-40重量％、或25-35重量％。然后在該第一裝料區段的下游、直至催化劑裝料長度的末端(即，例如1.00-3.00m或1.00-2.70m、優選1.40-3.00m或2.00-3.00m的長度)，有利地放置僅用僅一種類型環形惰性成型體稀釋至較低程度(比第一區段中的低)的僅一種類型的環形無栽體催化劑的床，或最優選地，單一的(未經稀釋的)僅由一種相同類型的環形無載體催化劑形成的床。當然，也可選擇在整個反應管長度上進行均勻稀釋。當幾何形狀為球形時，催化劑床將以相應方式進行配置。此外，使丙烯生成丙烯酪或使異丁烯生成甲基丙烯醛的多相催化部分氣相氧化可在具有一個或多個溫度區的管束反應器中實施，如現有技術中所述(參見例如WO2005/03093、DE-A2和DE-A5，及這些文獻和本申請中所引用的現有技術)。用于使甲基丙烯醛生成甲基丙烯酸的多相催化部分氣相氧化的幾27何形狀的催化劑成型體的適宜活性組分包括通式II的多元素氧化物，MOuPaVbX^dXSeSbfRegShOn(II)其中X1-鉀、癡和/或銫，X2=銅和/或4艮，乂3=鈰、硼、鋯、錳和/或鉍，a=0.5-3,b=0.01-3,c=0.2-3,d=0.01-2,e=0-2，f=0.01-2，g=0-l,h=0或0.001至0.5,并且n=通過II中除氧之外的元素的化合價和頻數確定的一個整數。優選可通過例如EP-A467144中所述方法得到的前述催化劑成型體及環形無載休催化劑。可用環形幾何形狀尤其包括EP-A467144中推薦的各幾何形狀，及本申請中有關多元素氧化物I推薦的那些幾何形狀。一個優選的環形幾何形狀為其中ExLxI=7mmx7mmx3mm的幾何形狀(另外參見DE-A2)。用環形惰性成型體進行的結構化稀釋可按例如針對通過多相催化部分氧化使丙烯生成丙烯醛的情況所述的來實現。此外，可使用EP-A467144和DE-A2中所述的部分氧化方法條件。針對使丙烯醛生成丙烯酸的多相催化部分氣相氧化，可用于本發明方法中待使用的催化劑成型體的多元素氧化物活性組分有利地如通式III所示M(h2VaX、X2cX3dX4eXSfX6gOn(HI)其中變量各自限定如下X工-W、Nb、Ta、Cr和/或Ce，X2=Cu、Ni、Co、Fe、Mn和/或Zn，X3=Sb和/或Bi,X4=—種或多種堿金屬(Li、Na、K、Rb、Cs)和/或H,X5-—種或多種堿土金屬(Mg、Ca、Sr、Ba)，X6=Si、Al、Ti和/或Zr,a=l-6，b=0.2-4,c=0-18,優選0.5-18，d=0-40，e=0-2,f=0-4，g=0-40,并且n-通過IV中除氧之外的元素的化合價和頻數確定的一個數。有利地，所述成型催化劑體為環形或球形的殼型催化劑，它們可根據例如DE畫A5、DE國A10350822、DE國A2、US2006/0205978和EP-A714700及這些文獻中所引用的現有技術而得到。可用的環形幾何形狀或球形幾何形狀尤其為前述文獻中推薦的各種幾何形狀。一個優選的環形幾何形狀為其中母體環形支撐成型體的ExLxI=7mmx3mmx4mm的幾何形狀。活性組分的涂層厚度可為10-1000fim,優選50-500fim并且更優選150-250jim。有利的涂層厚度為EP-A714700的示例性實施方案中的那些涂層厚度。對于使丙烯醛生成丙烯酸的多相催化部分氣相氧化，裝入反應管中的催化劑優選用在該反應管的整個長度上僅均勻地形成一種類型的殼型催化劑環、或者如下結構化。在反應管入口處(沿反應氣體混合物的流動方向)，于裝入反應管中的具有催化活性的催化劑各自總長的10-60%、優選10-50%、更優選20-40%并且最優選25-35%的長度(即，例如0.70-1.50m、優選0.90-1.20m的長度)上，放置由僅一種類型的前述環形殼型催化劑和僅一種類型的環形惰性成型體(兩種成型體類型優選具有相同環形幾何形狀)形成的均質混合物，其中稀釋成型體(催化劑成型體和稀釋成型體的質量密度通常僅略有不同)的重量份數通常為5-40重量％、或10-40重量％、29或20-40重量％、或25-35重量％。然后在第一裝料區段的下游、直至催化劑裝料長度的末端(即，例如2.00-3.00m、優選2.50-3.00m的長度上)，有利地放置用僅一種類型的環形惰性成型體僅稀釋至較低程度(比第一區段中的低)的僅一種類型的環形無載體催化劑床、和/或最優選地單一的(未經稀釋的)僅由一種相同類型的環形殼型催化劑形成的床。當殼型催化劑幾何形狀為球形時，催化劑固定床將以相應方式進行配置。此外，使丙烯醛生成丙烯酸的多相催化部分氣相氧化可在具有一個或多個溫度區的管束反應器中如現有技術中(參見例如DE-A5、DE畫A10350822、DE畫A2、EP畫A700893、US2006/0205978和EP-A714700,及這些文獻中所引用的現有技術)所述的方式實施。因此，根據上述內容，本發明尤其涉及制備丙烯酸或甲基丙烯酸的方法，該方法包括本發a月方法。從管束反應器看，本發明方法特別適用于當反應氣體入口混合物和對反應器板表面E進行濕潤的熱交換介質以逆流進行傳導時。但是，其在所述同向流動的情況下也具有重要意義。一般地，用于本發明部分氧化和前置的部分氧化階段的催化劑固定床如此被配置，從而在啟動時-如EP-A990636和EP-A1106598中所述——熱區形成物及其熱敏度最小。此外，當啟動部分氧化時，反應物轉化率和所形成產物的選擇性(基于穿過催化劑固定床的單程)基本同部分氧化的常規運行中的轉化率和選擇性一致。圖1-4的編號具有以下含義圖1:展示了單區管束反應器的示意圖。圖2:展示了雙區管束反應器的示意圖。圖3、4:展示了可用偏轉板結合物的示意圖。1=反應氣體入口混合物2=產物氣體混合物3=開口E4=反應器板表面E5=反應器底板306=反應器罩E7=反應器底罩8=熱交換介質泵的發動機9=反應管10=具有TjTt的熱交換介質的移除11=具有THin的熱交換介質的供給12=—部分用于冷卻的熱交換介質的供給13=經冷卻的熱交換介質部分的返回14=反應器夾套15=反應管周圍空間16117卜=熱交換介質的偏轉板1"19=反應器板EA=反應區AB=反應區B20=分離用管板具體而言，本發明涉及一種其運行不得不提前中止的在催化劑固定床中使丙烯醛生成丙烯酸或使甲基丙烯醛生成甲基丙烯酸的多相催化部分氣相氧化的重新啟動方法，所述催化劑固定床置于管束反應器中圍有反應器夾套的垂直反應管束的反應管中，各反應管的兩端打開，并且每一個反應管以其上端部密封到在頂部與反應器夾套密封的上管板的通孔中；并且以其下端部密封到在底部與反應器夾套密封的下管板的通孔中，其中反應管的外部、上管板和下管板，及反應器夾套一起(共同)界定了反應管周圍空間，并且兩個管板中的每一個均被具有至少一個開口的反應器罩覆蓋，其中，為開始重新啟動和維持運行,將含有>3體積％丙烯醛或甲基丙烯醛及分子氧的反應氣體入口混合物經由兩個反應器罩之一的至少一個開口(下文稱為E)裝入管束反應器的反應管中，并將在通道中穿過置于反應管中的催化劑固定床而將丙烯醛或甲基丙烯醛通過部分氣相氧化生成丙烯酸或甲基丙烯酸所得到的并且含有丙烯酸或甲基丙烯酸的產物氣體混合物經由另一個反應器罩的至少一個開口移除，同時，在管束反應器的夾套一側，使至少一種液態熱交換介質繞反應管傳導，從而使相互面對的兩個管板的兩表面中的每一個被一種液態熱交換介質潤濕，并且所述至少一種液態熱交換介質以溫度THin被導入反應管周圍空間中并再以溫度TH°ut導出該反應管周圍空間，其中A)在時間點h處，即在多相催化部分氣相氧化被中止時，對反應器板E進行濕潤的至少一種液態熱交換介質的溫度THin,下文稱為THin，u，至少為290。C,并且B)在時間點b處，即為開始重新啟動該多相催化部分氣相氧化，將含有S體積％丙烯醛或甲基丙烯醛的反應氣體入口混合物經由至少一個開口E送入反應器罩-對反應器板E進行濕潤的至少一種液態熱交換介質的溫度THin，下文稱為TV11，1，為至少29(TC，-進入至少一個開口E的反應氣體入口混合物具有的溫度T(jE5285。C,并且-反應器板表面E的溫度T/的值為^285。C，這是由于在時間點^和時間點t2之間，溫度TcE^285。C的冷卻氣體C穿過所述至少一個開口E至少暫時地進行傳導。應認識到的是，在用于重新啟動的本發明方法中，也可同時滿足以下條件THin，u^292。c，Tiiin，i$292。C，TGE^285。C,TBE^285°C，TCE￡285。C;或者國THin，u^294。C，T^n，1^294。C，TGES285°C，TBE￡285。C，TCES285°C;或者畫THin，u^296°C，Th111，1^296°C，TGE￡285。C，TBE￡285°C,TCE5285。C;或者一THiMJ^298°C，Tj[in，1^298。C，TGE^285。C，TBE^285。C，TCE^285°C;32或者-THin，u^300。C，iV11，1^300°C，TGE1285。C，TBE^285。C，TCE￡285°C。一般地，前述情況下的THin，u和TH^為^400。C、通常^375。C、并且在某些情況下^350。C。不考慮前述構成中的其他溫度，T^也可為^280。C、或^270。C、或^260。C、或^250。C、或:^240。C。類似地，不考慮其他溫度，前述構成中的TBE可為^28(TC、或^275。C、或^270。C、或^265。C、或^255。C、或^250。C、或^245。C、或^240。C。同樣地，不考慮前述構成中的其他溫度，Tc;E也可為l280°C、或^275°C、或^270。C、或^265。C、或^260。C、或5255。C、或^250。C、或5245。C、或^240。C。關于在兩個串聯連接的單區管束反應器中的使丙烯生成丙烯酸的兩階段多相催化部分氣相氧化的對照實施例和實施例A)—般運行條件的描述I.第一反應階段所用熱交換介質由60重量％硝酸鉀和40重量％亞硝酸鈉組成的鹽熔化物。反應管的材料DIN材料號為1.0481的鐵素體鋼。反應管的尺寸長3200mm;內徑25mm;外徑30mm(壁厚2.5mm)。管束中反應管的數目25500。反應器圓柱形容器(DIN材料號為1.0345的鐵素體鋼)，其外徑6800mm;中間部分的夾套壁厚=1.8cm，在頂部和底部增厚至2.5cm;具有中心自由空間的環形垂直管束。所述中心自由空間的直徑1000mm。最外部的反應管距離所述容器壁的距離150mm。反應管在管束中均勻分布(每個反應管有6個等距的相鄰管)。反應管管心距38mm。反應管的末端通過密封到板厚為125mm的管板的孔中而固定，并且所述管板的孔通入反應器罩中，所述反應器罩覆蓋上反應器板并且上端連于所述容器并且下端連入圓柱形過渡體直至后冷卻器中。上管板為反應器板E^覆蓋該板的反應器罩具有一個直徑1020mm的開口E*(為氣體入口短管的形式)。管板及管束反應器的其他元件由DIN材料號為1.0481的鐵素體鋼制造。將熱電偶分別接入或引入反應器板表面E+(最外部的反應管的圓周處)和頂部反應器罩(反應器罩E*)。頂部反應器罩(總壁厚二20mm)的內部用1.4571型(根據DINEN10020)不銹鋼進行電後(鏡層厚度3mm)0將熱交換介質裝入管束將管束通過三個在管板之間沿其縱向接連安裝的偏轉盤(各自厚度為10mm)分成4個等距(各自為730mm)的縱向段(區域)。最下面的偏轉盤和最上面的偏轉盤具有環形幾何形狀，其環內徑為1000mm并且環外徑一直延伸至且密封至所述容器壁。所述反應管固定于偏轉盤上無需密封。替代地，留下一個間隙寬度〈0.5mm的間隙，從而使一個區中鹽熔化物的橫向流速盡可能恒定。中部偏轉盤為圓形并且一直延伸至管束中最外面的反應管。鹽熔化物的循環通過兩個鹽泵而實現，每個鹽泵提供管束長度的一半。所述泵將鹽熔化物壓入安裝在反應器夾套周圍下部的環形通道中，這使得所述鹽熔化物沿容器圓周而分布。存在于最下面的縱向段中的鹽熔化物穿過反應器夾套中的窗口通入管束。從所述容器上方看，所述鹽熔化物然后以基本迂曲的方式受偏轉板的支配按下列順序由底部向上流動-從外向內，誦從內向外，-從外向內，從內向外。所述鹽熔化物通過安裝于上部環形通道中最上面的縱向段中的所述容器圓周周圍的窗口進行收集(所述鹽熔化物以溫度iV，。ut離開反應管周圍空間)，所述上部環形通道安裝于反應器夾套周圍；并在冷卻至最初的入口溫度lV，in之后，通過泵重新注入回到底部環形通道中。反應氣體入口混合物1為空氣、化學級丙烯和循環氣體的混合物。反應器裝料從反應器上方看，鹽熔化物和反應氣體混合物逆流傳導。鹽熔化物進入底部，反應氣體混合物經由開口EA進入頂部。鹽熔化物的入口溫度為TV":鹽熔化物的出口溫度為Th1^1。Th"。"—Th1"11為>0且^2°C。泵送能力為6200mS鹽熔化物/h。反應氣體入口混合物1以在穿過開口E頭時為TeE"的溫度裝入反應器。催化劑固定床l的丙烯負載量其為LM(STP)/(l.h)。具有催化劑固定床1的反應管裝料(由頂部向下)35A區50cm幾何形狀為7mmx3mmx4mm(夕卜4圣x長度x內徑)的滑石環的初始床。B區100cm催化劑裝料，具有由30重量％的幾何形狀為5mmx3mmx2mm(夕卜^f圣x長度x內;f圣)的滑石環和70重量％的環形無載體催化劑形成的均相混合物，該無載體催化劑同WO2005/030393中的無栽體催化劑EUC3—樣，使用來自TimcalAG(Bodio，Switzerland)的TIMREXT44作為助劑石墨制備，并且在不考慮仍然存在的石墨的情況下，該催化劑具有化學計量MouBiiW2C05.5Fe2.94SiL59Ko.08Ox,環幾何形狀為ExLxI=5mmx3mmx2mm。C區170cm催化劑裝料，僅具有用于B區的環形(5mmx3mmx2mm=外徑x長度x內徑)無載體催化劑。熱管(它們共計IO個并且均勻分布于管束的中部區域中)如下配置和裝料，從而以一種代表性的方式監測反應管中的溫度10個熱管中的每一個具有一個中心熱電偶套管，所述熱電偶套管具有40個溫度測量點(即每一個熱管含有40個熱電偶，所述熱電偶集成到熱電偶套管的不同長度處并由此形成一個可在熱管中的不同高度處同時測定溫度的多熱電偶)。在催化劑固定床的第一計量活性區的區域中存在各自40個溫度測量點中的20個(沿反應氣體混合物的流動方向)。一個熱管的內徑為29mm。壁厚和管材料按工作管進行配置。熱電偶套管的外徑為10mm。熱管的填充如下實現熱管用來自B區的環形無載體催化劑進行填充。此外，將由環形無載體催化劑得到的最長尺寸為0.5-5mm的催化劑碎片填充至熱管中。使催化劑碎片在該具體熱管的催化劑固定床的整個活性區域均勻分布地填充，從而使反應氣體混合物在通道中穿過熱管的壓降相應于反應氣體混合物在通道中穿過工作管的壓降(基于催化劑固定床的活性區域(即不包括惰性區域)，為此目的熱管中需要5-30重量％的催化劑碎片)。同時使工作管和熱管中的活性區域和惰性區域各自的總填充高度相等，并且將工作管及熱管的管中含有的活性組分總量與管的傳熱面積的比例調至基本相同的值。II.中間冷卻為進行中間冷卻，使含有丙烯酪的產物氣體混合物1以相應于鹽熔化物入口溫度lV，in的溫度離開第一反應階段，穿過由60重量％硝酸鉀和40重量％亞硝酸鈉組成的鹽熔化物進行冷卻的由鐵素體鋼制成的單區管束熱交換器進行傳導，所述交換器用法蘭直接安裝到第一反應階段的管束反應器的下管板上。管束反應器的下管板距離冷卻器上管板的距離為10cm。從熱交換器上方看，鹽熔化物和產物氣體混合物逆流傳導。鹽浴本身以與第一階段單區管束固定床反應器中相同的方式以迂曲方式繞產物氣體混合物1穿過其中的冷卻管流動。冷卻管的長度為1.65m,其內徑為2.6cm并且其壁厚為2.5mm。冷卻管共計8000個。熱交換器的外徑為6.8m;壁厚相應于反應器的壁厚。它們以均一管間距沿截面均勻分布。將截面實質上同冷卻管的截面相應的不銹鋼螺旋引入冷卻管的入口(沿流動方向)。其長度為700mm-1000mm(或者，可將冷卻管用較大的惰性材料環填充)。它們用于改善傳熱。含有丙烯醛的產物氣體混合物1以溫度TcZ，。ut離開中間冷卻器。隨后，向其添加溫度為140。C的壓縮空氣(二次空氣)，壓縮空氣的量使得產物氣體混合物2中的氧含量為3.0體積％,這可得到用于第二反應階段的反應氣體入口混合物2的組合物。將該組合物以溫度TGE，2裝入第二反應階段的單區管束管型固定床反應器的頂部反應器罩的開口E中。III.第二反應階段單區管束固定床反應器的設計同笫一階段的相同，不同之處在于，其具有一個頂部反應器罩并且使用一個底部反應器罩。其頂部反應器板為反應器板E,該反應器板表面E面對頂部反應器罩E。反應氣體入口混合物2的組合物由第一反應階段的產物氣體混合物和二次空氣組成。反應器裝料從反應器上方看，鹽熔化物和反應氣體混合物逆流傳導。鹽熔化物進入底部，反應氣體混合物進入頂部。鹽熔化物'的入口溫度為TH2，in。其出口溫度為T2，outHoTH2，。ut_TH2，in為>0且^2°C。泵送能力為6200mS鹽熔化物/h。反應氣體入口混合物2以在穿過開口E時為TGE，2的溫度裝入反應器。38催化劑固定床2的丙烯醛負栽量其為L21(STP)/(l*h)。具有催化劑固定床2的反應管裝料(由頂部向下)A區幾何形狀為7mmx3mmx4mm(外徑x長度x內徑)的20cm的滑石環初始床。B區100cm催化劑裝料，其具有由30重量％的幾何形狀為7mmx3mmx4mm(夕卜4圣x長度x內徑)的滑石環和70重量％環形(約7mmx3mmx4mm)的來自DE5的殼型催化劑Ca形成的均相混合物，所述催化刑具有活性組分MouVsWuCu^Ox并且活性組分含量為20重量％。C區200cm催化劑裝料，其具有來自B區的環形(約7mmx3mmx4mm)殼型催化劑。熱管(它們共計IO個并且均勻分布于管束的中心區域中)如下進行配置和裝料，從而以一種代表性的方式監測反應管中的溫度10個熱管中的每一個具有一個中心熱電偶套管，所述熱電偶套管具有40個溫度測量點(即每一個熱管含有40個熱電偶，所述熱電偶集成到熱電偶套管的不同長度處并由此形成一個可在熱管中的不同高度處同時測定溫度的多熱電偶)。在催化劑固定床的第一計量活性區的區域中存在各自40個溫度測量點中的20個(沿反應氣體'混合物的流動方向)。一個熱管的內徑為29mm。壁厚和管材料按工作管進行配置。熱電偶套管的外徑為lOmm。熱管的填充如下實現熱管用制備的環形殼型催化劑進行填充。此外，將兩種幾何形狀的球形殼型催化劑填充至熱管中(具有與環形殼型催化劑相同的活性組分；兩種類型的滑石C220(CeramTec)支撐球體的直徑為2-3mm和4-5mm;兩種情形下的活性組分含量均為20重量％;按對環形殼型催化劑所述而實施制備，不同之處在于，粘合劑為相應量的水)。使球形殼型催化劑在該具體熱管的催化劑固定床的整個活性區域均勻分布地填充，從而使反應氣體混合物穿過熱管時的壓降相應于反應氣體混合物穿過工作管時的壓降(基于催化劑固定床的活性區域(即不包括惰性區域)，為此目的熱管中需要總計5-40重量％的球形殼型催化劑)。同時，使工作管和熱管中各自的活性區域和惰性區域的總填充高度相等，并且將工作管及熱管的管中含有的活性組分總量與管的傳熱面積的比例調至基本相同的值。在第二反應階段中得到的產物氣體混合物2穿過管束反應器的底部反應器罩而導出并將其送去進行后處理。在兩個反應階段中，通常通過產物氣體混合物2中所含的殘余丙烯和丙烯醛來實現轉化率的控制和調節。40B)結果(運行年數總是與1301(STP)/(Wi)的W和該負栽量所指明的反應氣體入口混合物的組合物有關)1.單區部分氧化的啟動，其在第一反應階段中的催化劑固定床l被新的催化劑固定床1替代后進行，同時第二反應階段中的催化劑固定床2在一年前已被新鮮的催化劑固定床2替換(包括根據DE-A10350822和DE-A10351269的再生)(對照實施例；催化劑固定床1的壽命通常比催化劑固定床2的壽命長，這是兩個催化劑固定床通常在不同時間進行交換的原因)。但是，根據DE-A10350822，催化劑固定床2也可重新再生。下表l示出了經運行時間t[hj啟動的條件。CP為丙烯的轉化率，基于穿過兩個氧化階段的反應氣體混合物的單程。CAC為穿過第二反應階段的反應氣體混合物的單程中丙烯醛的轉化率。此外，表l示出了反應氣體入口混合物l的組成。在該表中c(Pen)=以體積％計的其丙烯含量；c(02)=以體積％計的其氧氣含量；c(H20)=以體積％計的其蒸汽含量；c(CO)=以體積％計的其一氧化碳含量；c(C02)=以體積％計的其二氧化碳含量；c(N2)=以體積％計的其氮氣含量。在第一反應階段中丙烯醛形成的選擇性始終在88-92mol%的范圍內。第一反應階段中丙烯酸副產物形成的選擇性始終在3-7molV。的范圍內。在兩個反應階段中丙烯酸形成的選擇性始終在88-92mol。/。的范圍內。源于反應氣體入口混合物1中循環氣體含量的丙烯醛含量(其<0.1體積％)忽略。負載量L1和I應理解為意指L±51(STP)/(Wi)。當常規(穩定狀態所需的)運行負載量I/的值〈901(STP)/(Mh)時，該運行值可自達到該目標負載量起保持在一個穩定狀態。但是，CP在第20個運行日之前不應該增加至96.2mol。/o。反應氣體入口壓力在第一反應階段始終為1800-3400mbar并且在第二反應階段始終為1500-2800mbar。41<table>tableseeoriginaldocumentpage42</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage43</column></row><table>當催化劑固定床1和催化劑固定床2均為新鮮裝料時，也可使用前述啟動條件。當催化劑固定床1被新鮮裝料并且在催化劑固定床2中根據DE-A10232748和WO2004/009525僅一部分用新鮮的催化劑固定床裝料替換時，也可使用前述啟動條件。2.當催化劑固定床1和催化劑固定床2均被置于雙區管束反應器中時，可以一種與二次空氣計量相應的方式實施B)1.中所述啟動，如WO2004/085369中所述，但是需要在所述兩個反應階段之間放置一個中間冷卻器。在前述文獻的實施例中指明的催化劑固定床和加熱區配置的先決條件下(除使用來自本申請的B)l.的催化劑外)，反應氣體混合物入口組合物和負載量隨運4亍時間的改變將以與B)l.中所述相應的方式進行配置。這同樣適用于cp和cAe。對進入流動方向上的第一反應階段的第一反應區的鹽熔化物的入口溫度進行選擇，使該第一反應區的cp為65-70mol%(其通常低于單區操作中的相應Th1，111)。對進入流動方向上的第二反應階段的第一反應區的鹽熔化物的入口溫度進行選擇，使該第一反應區的CAe為80-85mol%(其通常低于單區操作中的相應TH2，in)。3.單區部分氧化的啟動，其在催化劑固定床2被新鮮催化劑床完全替換后或如WO2004/009525中所述被部分替換后進行，同時第一反應階段中的催化劑固定床1已預先被一個新鮮的催化劑固定床1替換運行一年(對照實施例；但是，催化劑固定床1可依據WO2005/047224進行重新再生)。下表2示出了經運行時間t[hl啟動的條件。同表1類似，表2還示出了反應氣體入口混合物1的組成。第一反應階段中丙烯醛形成的選擇性始終在88-92mol"/o的范圍內。第一反應階段中丙烯酸副產物形成的選擇性始終在3-7mol。/o的范圍內。兩個反應階段中丙烯酸形成的選擇性始終在88-92mol。/。的范圍內。源于反應氣體入口混合物1中循環氣體含量的丙烯醛含量(其為<0.1體積％)可忽略。負載量L1和I應理解為意指L±51(STP)/(Wi)。當常規(穩定狀態所需的)運行負栽量的值<1卯1(STP)/(Hi)時，該運行值可自達到該目標負載量起保持在一個穩定狀態。反應氣體入口壓力在第一反應階段始終為1800-3400mbar并且在第二反應階段始終為1500-2800mbar。<table>tableseeoriginaldocumentpage46</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage47</column></row><table>4.當催化劑固定床1和催化劑固定床2均被置于雙區管束反應器中時，可以一種與二次空氣計量相應的方式實施B)3.中所述啟動，如WO2004/085369中所述，但是需要在所述兩個反應階段之間放置一個中間冷卻器。在前述文獻的實施例中指明的催化劑固定床和溫度區配置的先決條件下(除使用來自本申請的B)l.的催化劑外)，反應氣體混合物入口組合物和負載量的改變將以與B)3.中相應的方式隨運行時間進行配置。這同樣適用于cp和cae。對進入流動方向上的第一反應階段的第一反應區的入口溫度進行選擇，使該第一反應區的Cp為65-70mol。/。(其通常低于單區操作中的相應Th1，111)。對進入流動方向上的第二反應階段的第一反應區的鹽熔化物的入口溫度進行選擇，使該笫一反應區的C^為80-85mol%(其通常低于單區操作中的相應TH2，in)。5.在催化劑床1和催化劑床2(包括依據WO2005/042459的再生)已共同運行一年并且剛被新鮮再生之后，啟動單區部分氧化(對照實施例)。最后一次再生之前，TV，in為332。C并且TH"n為266"。下表3示出了經運行時間th啟動的條件。同表1類似，表3還示出了反應氣體入口混合物1的組成。第一反應階段中丙烯瘙形成的選擇性始終在88-92mol。/。的范圍內。第一反應階段中丙烯酸副產物形成的選擇性始終在3-7mol。/。的范圍內。兩個反應階段中丙烯酸形成的選擇性始終在88-92mol。a的范圍內。源于反應氣體入口混合物1中循環氣體含量的丙烯醛含量(其為<0.1體積％)可忽略。負栽量L1和1^應理解為意指L±51(STP)/(l，h)。當常規(穩定狀態所需的)運行負載量的值>1901(STP)/(l，h)時，該運行值可自達到該目標負栽量起在啟動過程中保持在一個穩定狀態。反應氣體入口壓力在第一反應階段始終為1800-3400mbar并且在第二反應階段始終為1500-2800mbar。當兩個催化劑固定床已運行較長時間(伴隨有中間再生)并已新鮮再生時，通常可使用下面所述的啟動方法。<table>tableseeoriginaldocumentpage49</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage50</column></row><table>6.當催化劑固定床1和催化劑固定床2均被置于雙區管束反應器中時，可以一種與二次空氣計量相應的方式實施B)5.中所述啟動，如WO2004/085369中所述，但是需要在所述兩個反應階段之間放置一個中間冷卻器。在前述文獻的工作實施例中指明的催化劑固定床和溫度區配置的先決條件下(除使用來自本申請的B)l.的催化劑外)，反應氣體混合物入口組合物和負載量的改變將以與B)3.中相應的方式隨運行時間進行配置。這同樣適用于CP和CAe。對進入流動方向上的第一反應階段的第一反應區的入口溫度進行選擇，使該第一反應區的Cp為65-70mol。/。(其通常低于單區操作中的相應Th1，111)。對進入流動方向上的第二反應階段的第一反應區的鹽熔化物的入口溫度進行選擇，使該笫一反應區的C^為80-85mol%(其通常低于單區操作中的相應TH2，in)。7.(實施例)單區部分氧化的啟動，其在催化劑固定床l和催化劑固定床2(包括依據WO2005/042459的再生)已共同運行四年并且由于運行故障而被中止2h之后進行。在中止過程中，由4體積％02和96體積％N2組成的氣體混合物以201(STP)/(Hi)的催化劑固定床1的負栽量穿過串聯排列的反應器進行傳導。其進入開口E+的入口溫度為150°C。在進入該開口E時，其具有240。C的溫度。中止前存在的鹽熔化物溫度——348。C的T^，in和299tl的T^，in在中止期間被保持。隨后，以L1=1301(STP)/(Hi)和c(Pen)=6.3mol%、c(02)=11.0molo/o并且余量物主要為分子氮(TH"in=348。C;TH2，in=299。C;T^*'1=300。C;TGE，2=240°C)，再次繼續進行所述部分氧化。反應器板表面E的溫度T/為298。C。如果反應器軍E的氣體空間中溫度的迅速升高，則會造成生產設備的立即關閉。其后，將35000Nm"h的氮氣流經由第一反應階段的開口E穿過串聯排列的反應器傳導15min。進入開口E時，其具有220。C的溫度。鹽熔化物溫度TH"n和iV，in保持不變。反應器板表面E的溫度TBE因此降至270。C。隨后，生產設備投入運行而不具有前述任何問題。第二反應階段中的反應氣體入口混合物2中丙烯醛濃度為4.6mol%。最后，應該說明的是，在由平行運行的兩條部分氧化線組成的部分氧化，如果合適，結合產物氣體混合物的后處理的情況下，可啟動兩條生產線中的一條，而另一條生產線通過使用用于啟動前一條生產線以及后一條生產線得到的循環氣體進行生產。關于在單區管束反應器中使甲基丙烯醛生成曱基丙烯酸的單階段多相催化部分氣相氧化的對照實施例和實施例c)反應階段中一般運行條件的描述所用熱交換介質由60重量％硝酸鉀和40重量％亞硝酸鈉組成的鹽熔化物。反應管的材料DIN材料號為1.0315的鐵素體鋼。反應管的尺寸長4500mm;內徑25mm;外徑30mm(壁厚2.5mm)。管束中反應管的數目25000。反應器(其設計和運行模式在A)I.中描述，主要具有以下不同)圓柱形容器(DIN材料號為1.0425的鐵素體鋼)，其外徑6650mm;夾套壁厚=2.2cm，具有中心自由空間的環形垂直管束。所述中心自由空間的直徑1367mm。最外部管圓周的直徑6472mm。反應管在管束中均勻分布(每個反應管有6個等距的相鄰管)。反應管間距38mm。將反應管的末端密封固定到板厚為295mm的管板的開口中，并以其開口通入上端連于所述容器并且跨越上管板的反應器罩中，并且在下部通入一個圓柱形過渡體到達后冷卻器。該后冷卻器的類型與A)IL中的基本相應。冷卻管共計7056個。其長度為1.4m,其內徑為25mm，其壁厚為2mm。鹽熔化物進入后冷卻器的入口溫度為222。C。上管板為反應器板E。跨越該板的反應器罩具有一個外徑為1016mm并且壁厚為16mm的開口E(為氣體入口短管的形式)。管板由DIN材料號為1.0481的鐵素體鋼制造，管束反應器的其他元件由DIN材料號為1.0315的鐵素體鋼制造。將熱電偶分別接入或引入反應器板表面E(最外部的反應管圓周處)和頂部反應器罩(反應器罩E)。如A)I.中，頂部反應器罩的內部用不銹鋼進行電鍍(DIN材料號為1.4541，層厚3.5mm)。反應氣體入口混合物為由空氣、新鮮的甲基丙烯醛(Mac)、蒸汽和循環氣體形成的混合物。循環氣體體系中的空氣、新鮮的甲基丙烯醛和蒸汽在產物氣體混合物的后處理中被吸收。在常規運行中，反應氣體入口混合物的組成主要為c(Mac)=5.5-6.5體積％，c(02)=9.5-11.0體積％，c(H20)=19.0-22.0體積％，c(CO)=1.5-2.0體積％，c(C02)=1.5-2.5體積％，c(N2)=主要為剩余物，直至100體積％。反應器裝料從反應器上方看，鹽熔化物和反應氣體混合物逆流傳導。鹽熔化物在底部進入，反應氣體混合物經由開口E在頂部進入。鹽熔化物的入口溫度為THin。鹽熔化物的出口溫度為THeut。TH。ut-THin為X)且S2。C。泵送能力為4350mS鹽熔化物/h。反應氣體入口混合物以在其穿經開口E時為TGE的溫度被加入反應器。催化劑固定床的甲基丙烯醛負載量其為L1(STP)/(1h)。具有催化劑固定床1的反應管裝料(由頂部向下)A區50cm幾何形狀為7mmx7mmx4mm(外4圣x長度x內徑)的滑石環的初始床。B區400cm催化劑裝料，具有環形無栽體催化劑，該環形無載體催化劑，同DE8中的無栽體催化劑VUC12—樣，使用來自TimcalAG(Bodio，Switzerland)的TIMREXT44作為助劑石墨制備，在不考慮仍然存在的石墨的情況下，該催化劑具有化學計量Mch2PL5V0.6CsL0Cu0.sSlhS0.04Ox，環的幾何形狀為ExLxI=7mmx7mmx3mm。熱管(它們共計IO個并且在管束的中心區域均勻排列)以類似于A)中所述的方式進行配置和裝料，從而以一種代表性的方式監測反應管中的溫度。D)結果1.在催化劑固定床被一個新鮮催化劑固定床替換后，單區甲基丙烯醛部分氧化的啟動(對照實施例)在關閉管束反應器之后，首先使空氣以30t/h經反應器罩E中的開口E穿過管束反應器進行傳導。所述空氣通過一個整體式壓縮機(overallcompressor)從環境中吸入(在進入壓縮機之前，如文獻WO2005/016852和WO2005/100290中所述除去其中的固體顆粒及任何冷凝物)并壓縮至1.7-1.8bar的入口壓力，在該過程中，空氣被加熱并且在進入開口E時約為110°C。之后，比例隨時間而增加的一部分空氣在壓縮之前經過以蒸汽(17bar)驅動的表面式熱交換器進行傳導并由此被加熱，這使得壓縮空氣在進入開口E時的溫度逐漸增至15(TC。為進一步提高該入口溫度，使離開管束反應器的一部分熱空氣在壓縮機的上游進行回收。所述部分如此可使在進入壓縮機時的空氣溫度不超過90。C。以這種方式，可使壓縮空氣在進入開口E時的溫度增至約180°C。54在催化劑固定床交換過程中保留在管束反應器中并且在其中轉化為固態物質的量的鹽熔化物通過在上述熱空氣通道中穿過管束反應器而熔化。然后關閉該整體式壓縮機(代替30t/h熱壓縮空氣，現僅穿過管束反應器傳導入口溫度約20。C并且適宜的入口壓力約1.8bar的由5體積％02和95體積％N2(貧瘠空氣)形成的1000m3(STP)/h的混合物(其可從具有所需壓力的供給體系中取得))并使鹽泵投入運行。在至鹽熔化物熱交換器(此時其未裝入冷卻水)的路徑上放置一個電加熱器，用其將鹽熔化物在30h內加熱至THin為278°C。周時，將來自相應貯存器的鹽熔化物的總量補充至其常規運行水平。貧瘠空氣的供應有助于使反應器的后冷卻器達到運行溫度，于是該后冷卻器也以所述鹽熔化物投入運行。然后再打開整體式壓縮機并將其進入管束反應器的流量調為45000m3(STP)/h。除非另有明確說明，否則在進一步的運行中始終保持該值。同時也開始進行用于后續使產生的曱基丙烯酸從產物氣體混合物中分離出的水性后處理，其之前僅在啟動時用水處理，以將源于填充催化劑的固體顆粒(灰塵)從將它們從管束反應器中帶出的氣體中在較短的時間內用水洗去。整體式壓縮機使已存在于體系中總量的氣體進行傳導并保持貧瘠空氣通過水性后處理進行循環供給(在后處理中離開的頂部壓力為1.27bar;進行再壓縮至入口壓力為1.7-1.8bar;后處理中頂部的離開溫度為66'C(除非另有明確說明，否則一般為此情況))，其中氣體混合物吸收蒸汽(用于超過規定量45000m3(STP)/h的氣體量的出口在后處理中作為廢氣出口而存在)，直至進入開口E時，該混合物具有約4體積％分子氧、21體積％蒸汽和作為余量物的主要為氮氣的組成(進入開口E時的氣體溫度約為110。C)。接著關閉貧瘠空氣的供給，并且替代地，將1000kg/h(已預先過濾的)空氣經一個空氣壓縮機供至循環氣體體系和后處理(進入后處理的供給溫度為60'C)。供至開口E的氣體混合物中的氧氣濃度因此而升高。該氧氣濃度一旦達到5體積％(21體積％蒸汽，并且作為余量物的主要為氮氣)，則將1000kg/h新鮮曱基丙烯醛通過后處理而供至循環氣體體系(后處理中的進料溫度=37。。；氣體混合物進入開口E時的氣體溫度約為110'C)。新供給的甲基丙烯醛具有^95重量％的純度。主要雜質為3-4重量％的水、約1重量％的曱醇，及少量的丙醛、戊烯醛和曱醛。此時通過氣體冷卻而使THin降至276。C。一旦廢氣中的氧氣含量開始下降并且基本無甲基丙烯醛的廢氣中的C02濃度開始升高，即增加經過后處理而供給的預壓縮空氣流，直至進入開口E的氣體混合物中的氧氣濃度達到5.6體積％。在保持邊界條件的同時，由此所述部分氧化再運行6分鐘。在該時間段結束時，反應氣體入口混合物具有下表4(部分1和部分2)中所列特性——在各表的第一行。在該表中反應氣體入口混合物中分別有，c(Mac)-以體積％計的甲基丙烯醛含量，c(02)=以體積％計的氧氣含量，c(H20)=以體積％計的蒸汽含量，c(CO)=以體積％計的一氧化碳含量，c(N2)=以體積％計的氮氣含量，c(C02)=以體積％計的二氧化碳含量。此外，在表4中MMac=經過后處理而供至循環氣體體系的新鮮甲基丙烯醛流，以kg/h計；CMae=基于穿過管束反應器的反應氣體混合物的單程的曱基丙烯醛轉化率，以mol。/。計；SMaa=基于穿過管束反應器的反應氣體混合物的單程中轉化的甲基丙烯醛的曱基丙烯酸形成的選擇性，以moiy。計。在啟動的后續過程中，反應氣體入口混合物中甲基丙烯醛濃度逐漸增加(通過增加新鮮甲基丙烯醛流)。在增加MMae之后，對空氣流和THin各自相應地重新調節至使c(Mac)隨時間而增加，由此將隨運行時間t[h]而得到的結果列于表4中。所述結果各自在特定運行時間間隔結束時測得，在所述特定時間間隔下各自建立與伴隨進行的新1Vf"ae相應的準穩定運行狀態。56表4中報道的L值的含義通常理解為L±21(STP)/(1化)。最后，可以一種基本穩定的狀態進一步實施部分氧化。當例如由于相對較低的市場需求而需要以較低的負載量L運行時，當然可以一經達到所需負載量即可轉變為穩定運行狀態。<table>tableseeoriginaldocumentpage58</column></row><table><table>tableseeoriginaldocumentpage59</column></row><table>2.(對照)在催化劑固定床已運行較長的運行時間(具有依據JP-A2003/30646的中間再生)并且所述部分氧化由于運行故障而中止后，甲基丙烯醛部分氧化(如D)1.中所述)的啟動。中止之前，以L-551(STP)/(l,h)運行所述部分氧化。經后處理的新鮮甲基丙烯醛的供給量為4400kg/h。反應氣體入口混合物具有基本常規運行用組成并且CMac=53mol%，SMaa=83.4mol%，TGE=111。C和THin=310。C。在持續約24h的中止運行過程中，通過整體式壓縮機使組成為5.6體積％氧氣、21體積％蒸汽和73.4體積％氮氣的4000m3(STP)/h再生氣體混合物穿過開口E進行傳導(氣體混合物的入口溫度為iirc)。THin借助于電加熱器隨在所述時間段內逐漸增加至314。C(在該期間內鹽熔化物閥門是關閉的，同在各管束反應器單元中一樣，借助所述鹽熔化物閥門可被引導以進行鹽熔化物冷卻的鹽熔化物的量是可控的)。隨后，在中止之前所述部分氧化應基本上立即以常規運行狀態繼續進行(但具有常規的甲基丙烯醛負載量)。為此目的，首先將借助于整體式壓縮機穿過管束反應器進行傳導的氣體流，在保持氧氣含量為5.6體積％的同時，增加至45000m3(STP)/h的常規運行規定值(循環氣體運行貫穿整個后處理過程；氣體入口溫度-iirc)。在反應器板表面E的溫度達到305。C(THin-3irC)后，然后再通過后處理供給5000kg/h新鮮曱基丙烯醛，由此在反應氣體入口混合物中出現3.6體積％的初始甲基丙烯醛濃度和5.4體積％的氧氣含量。這導致生產設備立即關閉，因為反應器罩E中的溫度快速升高。3.(實施例)本發明的曱基丙烯醛部分氧化的啟動在D)2.中發生的立即關閉之后，用1000m3(STP)/h貧瘠空氣(5體積％02、95體積。/。N2，入口壓力-1.8bar，入口溫度=20。C)沖刷管束反應器，并同時借助電加熱器將THin升至32rC。然后關閉貧瘠空氣，使空氣壓縮機重新投入運行；借助于該整體式壓縮機，在通過后處理進行的循環氣體運行中，將由5.6體積％氧氣、21體積％蒸汽和73.4體積％氮氣形成的氣體混合物以45000m3(STP)/h的體積流速和lirC的入口溫度(開口E;入口壓力:1.8bar)穿過管束反應器進行傳導。雖然通過電加熱器進行了反加熱(opposingheating),但是THin降至311。C并且反應器板表面E的溫度降至257°C。在保持02濃度為5.6體積％的同時，開始經由后處理進料5000kg/h的新鮮甲基丙烯醛。反應氣體入口混合物中曱基丙烯醛含量從3.6體積％開始隨時間升高至5.6體積％的穩態值，與其并行地，所述混合物的氧氣含量增至9.8體積％。根據表5，正常地，在6h后達到穩定運行狀態。表5(部分1)<table>tableseeoriginaldocumentpage61</column></row><table>4.(實施例)本發明的曱基丙烯醛部分氧化的啟動當曱基丙烯酸的制備再次被中止時(中止之前的運行條件(如D)l.中所述運行)常規運行的反應氣體入口混合物的組成；THin=312°C;CMac=52mol%;SMaa=82.9mol%，L=551(STP)/(l'h))，首先將45000m3(STP)/h含有5.6體積％氧氣、21體積％蒸汽和73.4體積％氮氣的氣體混合物(入口溫度-lirC,入口壓力=1.8bar),借助于整體式壓縮機，經在循環氣體運行方式的后處理后，穿過管束反應器傳導2h。然后將穿流的氣體用48h轉換成貧瘠空氣(1000m"STP)/h;5體積％02;95體積％]\2;入口溫度-20。C;入口壓力=1.8bar)。開始保持THin為312。C。然后在循環氣體傳導中，經由后處理并借助于整體式壓縮機，將4000m3(STP)/h含5.6體積％氧氣、21體積％蒸汽和73.4體積％氮氣的氣體混合物穿過管束反應器進行傳導(入口溫度-iirc，入口壓力=1.8bar)。同時將THin增至318。C。其后，在相同的氧氣含量的情況下，使整個氣流增至45000m3(STP)/h(入口溫度=111°C，入口壓力=1.8bar)0當反應器板表面E的溫度為308°C并且THin=315°C時，開始經后處理進料1000kg/h新鮮的甲基丙烯醛(其對應于裝料到管束反應器中的反應氣體入口混合物中的僅0.7mol。/o的初始曱基丙烯醛濃度；通過調節空氣供給將所述混合物的氧氣含量調至5.6體積％的起始值)。入口溫度T(jE為lirC并且入口壓力為1.8bar。5分鐘后，新鮮甲基丙烯醛流增至2000kg/h(其對應于反應氣體入口混合物中1.5體積％的起始曱基丙烯醛濃度;通過調節空氣供給將所述混合物的氧氣含量調至7.0體積％的起始值；TGE=111°C;入口壓力=1.8bar)。上述運行條件維持1h后，反應器板表面E的溫度降至255°C。在含有電加熱器的情況下，可將THin保持在314。C。接著以等間隔(時間)的增量在1h內將新鮮曱基丙烯醛流從500kg/h增至5000kg/h,并且同時重新調節經由后處理而供給的空氣量，從而使反應氣體入口混合物中的02體積分數各自相對應于表4中具體對應的新鮮甲基丙烯醛流。Tnin保持在314。C。T(jE為恒定值lirC，并且入口壓力為恒定值1.8bar。然后保持運行條件。7h后，達到表6中所顯示的運行狀態。表6(部分1)<table>tableseeoriginaldocumentpage62</column></row><table>2007年4月24日提交的美國臨時專利申請No.60/907，954通過文件引用的方式納入本申請。對于前述的教導，對本發明的多種改變和偏差均是可行的。因此可以認為，在所附權利要求書的范圍內，本發明可以以不同于本文明確所述的方式實施。權利要求1.一種在催化劑固定床中使丙烯醛生成丙烯酸或使甲基丙烯醛生成甲基丙烯酸的多相催化部分氣相氧化的啟動方法，所述催化劑固定床被置于管束反應器中圍繞有反應器夾套的垂直反應管束的反應管中，其中各反應管的兩端是打開的，并且每一個反應管以其上端部密封到在頂部與反應器夾套密封的上管板的通孔中；并且以其下端部密封到在底部與反應器夾套密封的下管板的通孔中，其中反應管的外部、上管板和下管板，及反應器夾套一起界定了反應管周圍空間，并且兩個管板中的每一個被具有至少一個開口的反應器罩跨越覆蓋，其中，為開始啟動，將含有≥3體積％丙烯醛或甲基丙烯醛及分子氧的反應氣體入口混合物經由兩個反應器罩中之一的至少一個開口——下文稱為E——裝入管束反應器的反應管中，經由另一個反應器罩的所述至少一個開口將通過丙烯醛或甲基丙烯醛穿過置于反應管中的催化劑固定床而部分氣相氧化生成丙烯酸或甲基丙烯酸得到的含有丙烯酸或甲基丙烯酸的產物氣體混合物移除，同時，在管束反應器的夾套一側，使至少一種液態熱交換介質繞反應管傳導，以使得兩個管板的相互面對的兩表面中的每一個表面被液態熱交換介質潤濕，并且所述至少一種液態熱交換介質以溫度THin被導入反應管周圍空間中并再以溫度THout導出該反應管周圍空間，其中，在開始啟動時，使含有≥3體積％丙烯醛或甲基丙烯醛的反應氣體入口混合物穿過至少一個開口E進入反應器罩，-使被具有至少一個開口E的反應器罩跨越覆蓋的管板進行濕潤的所述至少一種液態熱交換介質的溫度THin為至少290℃，所述管板在下文稱為反應器板E，-進入所述至少一個開口E的反應氣體入口混合物具有≤285℃的溫度，并且-面對具有至少一個開口E的反應器罩的反應器板E的表面溫度值為≤285℃，所述反應器板E的表面在下文稱為反應器板表面E。2.權利要求1的方法，其中^^應器板E濕潤的所述至少一種液態熱交換介質的溫度THin為至少295°C。3.權利要求1的方法，其中K應器板E濕潤的所述至少一種液態熱交換介質的溫度THiD為至少300匸。4.權利要求1-3中任一項的方法，其中進入至少一個開口E的所述反應氣體入口混合物具有^280°C的溫度。5.權利要求1-3中任一項的方法，其中進入至少一個開口E的所述反應氣體入口混合物具有S270°C的溫度。6.權利要求1-5中任一項的方法，其中所述反應器板表面E的溫度值:^280。C。7.權利要求1-5中任一項的方法，其中所述反應器板表面E的溫度值S275。C。8.權利要求1-7中任一項的方法，其中所述反應氣體入口混合物含有至少4體積％的丙烯醛或甲基丙烯醛。9.權利要求1-7中任一項的方法，其中所述反應氣體入口混合物含有至少5體積％的丙烯醛或甲基丙烯醛。10.權利要求l-9中任一項的方法，其中所述反應氣體入口混合物中02:(丙烯醛或甲基丙烯醛)的摩爾比為^0.5。11.權利要求1-10中任一項的方法，其中所述催化劑固定床對丙烯醛或甲基丙烯醛的負載量為aO1(STP)(Mi)。12.權利要求l-ll中任一項的方法，其中所述反應器板E具有的橫截面面積為3m2-80m2。13.權利要求1-12中任一項的方法，其中所迷反應器板E具有5-40cm的反應器板厚度。14.權利要求1-13中任一項的方法，其中所述反應器板E由鋼制造。15.權利要求1-14中任一項的方法，其中所述至少一種熱交換介質為鹽熔化物或熱載體油。16.權利要求1-15中任一項的方法，其中跨越覆蓋反應器板E的所述反應器罩，在面對反應器板E的一側，用不銹鋼電鍍或用硅酸鋅顏料涂覆。全文摘要本發明涉及一種在位于經一種熱交換介質冷卻的管殼式反應器中的催化劑固定床處使丙烯醛生成丙烯酸或使甲基丙烯醛生成甲基丙烯酸的多相催化部分氣相氧化的啟動方法，其中熱交換介質的溫度為≥290℃，并且其中面對該反應器氣體入口混合物的該反應器底面溫度和該反應氣體入口混合物的溫度為≤285℃。文檔編號C07C51/25GK101679182SQ200880013699公開日2010年3月24日申請日期2008年4月18日優先權日2007年4月24日發明者A·雷奇利,J·裴措爾特,K·J·謬勒-英格爾,T·弗力澤,U·克勒梅,U·漢孟恩申請人:巴斯夫歐洲公司