CN1029124C - 改进的混合醛产品分离方法 - Google Patents

Abstract

在一单个的蒸馏塔中进行支链醛和直链醛的混合醛粗产品的蒸馏，以同时得到三股分离的产品流的方法，这三股产品流是一股提纯的支链醛料流和两股不同的提纯的直链醛料流。

Description

本发明涉及精制混合醛粗产品，以便从中同时并分别回收支链醛和直链醛这两种产物的方法。更具体说，本发明涉及在一单个的蒸馏塔中蒸馏含有带支链醛和直链醛的混合醛粗产品，同时得到三股分离的产物流，即一股纯的支链醛料流和两股不同的提纯的直链醛料流。

在先有技术中，在铑-磷配合物催化剂和磷配位体存在下，用一氧化碳和氢（更普遍地将其称作合成气）使烯类不饱和有机化合物醛化制造醛类的方法是公知的，参见比如美国专利3，527，809的低压羰基合成的基本醛化方法和美国专利4，148，830、4，247，486和4，593，127的铑催化气相及液相循环醛化法。根据烯烃原料不同，以及由于甲酰基（-CHO）会加成到烯基（如-CH＝CH₂）的不同碳原子上，得到的产物醛是正构（直链）醛和异构（支链）醛的混合物。比如，丙烯的醛化会生成正丁醛[CH₃CH₂CH₂CHO]和异丁醛[CH₃-CH（CHO）·CH₃]。这类醛化方法最好用来制造含正构（直链）异构体较多的醛类产品。

再有，如美国专利4，148，830和4，247，486所公开的，这类连续醛化方法本身特定会产生高沸点液体醛缩合副产物，比如二聚体、三聚体和四聚体，这些副产物可用作醛化工艺的溶剂，以及其它重质液体。因此，即使在连续气相循环醛化法，使初始的醛产品与其轻组分（如一氧化碳、氢、未反应的烯和烷类副产物等）分离之后，或者在连续液相循环法中，使初始醛产品与其轻组分及含催化剂的溶液分离之后，在得到的混合醛粗产品中总是含有这种高沸物。实际上，即使在使沸点较低的支链醛与相对应的沸点较高的正构直链醛相分离，从而得到纯化的支链醛（如异丁醛）并剩下直链醛（如正丁醛）之后，正构醛产物中仍会含有比其最终使用所要求的量多的这类重质有机物。

因此，至今为止，在先有技术中通常使用的方法一直是用两步蒸馏操作，将由常用的铑催化连续醛化法得到的这种混合醛粗产品进行精制，使其支链醛产品和直链醛产品分离，这个方法要求使用两个分离的蒸馏塔。例如，首先在第一蒸馏塔中，通过蒸馏从混合醛粗产品中分离出纯化的支链醛（如异丁醛），然后在第二蒸馏塔中进行第二次蒸馏，除去任何剩下的高沸副产物，使剩下的正构（直链）醛（如正丁醛）进一步被精制提纯。

然而，用这样的两步蒸馏工艺进行混合醛粗产品的工业化精制带来两个主要的缺点。其一是在工业水平上进行重复的蒸馏操作要求很高的能源费用。其次是由于在这样的蒸馏过程中，为了尽可能多地从所述重质有机物中回收直链醛而采用的高 温，使得大量的醛就地转化为这样的重组分，从而造成很大的损失。实际上，据估计，由于直链醛就地转化为重组分，使其按重量计要损失1～2%甚至更多，很明显，在任何工业化操作中，比如在上述的每年能生产几亿磅醛的醛化操作中，这个数量是很大的了。

在提交本申请之前，在美国的一个属于受让人并由之操作的工厂中，申请人使用一个单个的蒸馏塔进行了一年多的上述工业化操作，在那里，通过蒸出同样的塔顶馏出物得到了纯化的支链异丁醛，而在同一个蒸馏塔的较低的侧排出口，作为馏出气体收集几乎全部直链正丁醛。然而，就像在使用涉及两个蒸馏塔的常用二步蒸馏法一样，为了从单塔的侧排出口得到近于全部的正丁醛所要求的温度与在第二蒸馏塔中由重有机物中蒸出正丁醛所常用的蒸馏温度（比如约115°～约140℃）基本上同样高，因此就像在第二蒸馏塔中所发生的一样，由于醛类就地转化成为重馏分所造成的同样有害损失也会发生。

现已发现，使用单一的蒸馏塔，为了同时从混合醛粗产品中分离并得到都是纯化的支链醛和直链醛，并不是必须要使用这样高的蒸馏温度。因此，与至今常规的蒸馏精制混合醛粗产品相联系的缺点，通过本发明，并在下面要详细说明的方法可以得到克服，或者至少是大大减低了。

因此，本发明的目的是提供提纯含有支链醛和直链醛的混合醛粗产品的新方法，它包括通过使用单一的蒸馏塔来蒸馏所述混合醛粗产品，从而同时得到和分离提纯的支链醛和提纯的直链醛。

故而本发明的一般特征可以描述为是一种精制液体混合醛粗产品的方法，这种混合醛按其总重量计，主要含有约95%至约99.95%（重量）的选自C₄醛和C₅醛的直链醛和支链醛，其余主要是有机重组分，所述方法包括，将所述液体混合醛粗产品原料加到一个蒸馏塔中，在所述蒸馏塔中，在比所述液体混合醛粗产品所含直链醛的正常沸点高约1℃～约35℃的塔釜温度下，蒸馏所述的液体混合醛粗产品，以便同时得到，（ⅰ）由蒸馏塔顶或接近塔顶处得到的，主要含有提纯的支链醛的液相醛物料流：（ⅱ）汽化的醛物料流、其中主要含有被提纯的直链醛，其数量不超过在所述液体混合醛粗产品原料中所含直链醛的约70%（重量），还含有少于在所述液体混合醛粗产品原料中所含有机重组分重量的33%重组分，以及（ⅲ）其中剩余的被提纯的液相醛，此醛主要含有直链醛，由蒸馏塔釜和靠近塔釜处回收，在所述的被回收的提纯的液相醛中所含有有机重组分的量为少于加入到蒸馏塔中的醛的总量的约1%（重量）加上液体混合醛粗产品原料中所含有机重组分重量的至少67%（重量）。

附图是本发明的示意流程图，它说明如下实例，即用一个蒸馏塔10来蒸馏混合醛粗产品（管线2），在塔顶和靠近塔顶处回收到提纯的液相支链醛产物（管线8），从塔侧以蒸汽流的形式（管线12）得到提纯的直链醛，而在塔底或靠近塔底处排出第二股提纯的醛产品（管线14）。

在此使用的液体混合醛粗产品可以从在游离有机磷配位体存在下进行的任何常用金属（最好是铑配合物）催化的醛化方法得到。在先有技术中，这样的醛化方法及其条件是公知的，如美国专利4，148，830、4，247，486、4，593，127和美国专利申请系列号370，816（1989.6.23提交）中所述的连续的液相和气相循环方法，这些专利的所有公开的内容在此引作参考。这样的醛化方法一般包括，在一种液体反应介质中让烯类化合物与氢和一氧化碳反应，得到正构直链异构物含量较高的醛类，在上述介质中含有醛产物、可溶的铑-有机膦配合物催化剂、游离有机膦配位体和高沸点醛缩合副产物。

当然，应该理解，对于本发明来说，进行醛化反应的具体方式和所用的具体醛化反应条件是无关紧要的，可以在很宽的范围内变化和组合以满足个别的需要并生产出所希望的具体醛产物。

因此，产生本发明的液体醛粗产品原料的醛化方法所用的烯类原料反应物可以含有3个或4个碳原子。有代表性的烯烃是丙烯、1-丁烯、（顺式或反式）2-丁烯和2-甲基丙烯（异丁烯）。当然，应该理解，如果需要的话，可以使用不同烯烃原料的混合物。例如，有时使用1-丁烯和2-丁烯的混合物作为原料也是普遍的。最好的烯烃是丙烯。

与此类似，可以使用任何常规的铑-磷配合物催化剂，在先有技术中，这样的催化剂及其制法都是公知的。这样的铑-磷配合物催化剂可以包括迄今所提倡用于这类醛化方法的任何铑-有机磷配合物，如铑-有机膦或铑-有机亚磷酸酯配合物醛化 催化剂。当然，如果需要的话，也可使用这些催化剂的混合物。再有，显而易见的是，在给定方法的反应介质中的配合物催化剂的数量只需使铑金属浓度达到所需使用值的最小量即可，这将至少为催化某种所希望的具体醛化方法所必需的催化量的金属铑提供基础。一般说来，对于大多数醛化方法，按游离金属计，铑的浓度约10～约1000ppm就足够了。按游离金属计，一般优选10～700ppm铑，更好是25～500ppm铑。

如上所述，醛化方法是在游离磷配位体，即不与所用的铑配合物催化剂相配合的配位体存在下进行的。然而，虽然一般优选游离磷配位体和铑-磷配合物中的磷配合物是相同的，但这不是必需的，如果需要，在给定方法中可以使用不同的配位体。因此，如同在铑-有机磷配合物催化剂的情况一样，任何常用的有机磷配位体都可用作游离配位体，在先有技术中，这样的配位体及其制法都是公知的。这种游离磷配位体可以包括迄今提倡用于这种醛化方法的任何有机膦或有机亚磷酸酯配位体。当然，如果需要，也可使用这类配位体的混合物。因此，醛化方法可以在任何过量的游离磷配位体，比如，就反应介质中存在的每摩尔铑金属而言至少1摩尔的游离磷配位体存在下进行。使用的游离磷配位体的数量一般只与所期的醛产品以及所用的烯烃和配合物催化剂有关。因此，对于大多数目的，反应介质中的游离磷配位体的数量在每摩尔铑约2～约300摩尔或更多，是适宜的。例如，一般优选使用大量的比如每摩尔铑用50摩尔以上，或者更好是100摩尔以上的游离三芳基膦配位体如三苯膦来得到满意的催化活性和/或催化稳定性，而其它有机磷配位体，比如烷基芳基膦和环烷基芳基膦和/或有机亚磷酸酯，当反应介质中游离配位体的数量少到每摩尔铑1～100摩尔，更好是15～60摩尔时，它们可提供可接受的催化稳定性和反应性而不会过分地阻滞某些烯烃转化为醛的转化速度。更具体说，代表性的铑-磷配合物催化剂和代表性的游离磷配位体包括在美国专利3，527，809;4，148，830：4，247，486：4，283，562;4，400，548：4，482，749：4，496，748;4，599，206：4，668，651：4，716，250;4，717，775：4，731，486：4，737，588;4，748，261：4，769，498：4，774，361;4，885，401;专利合作条约（PCT）专利申请书No.WO80/01690（1980年8月21日公布）中所公开的那些。在更优选的配位体和配合催化剂当中，可以被提及的有，比如美国专利3，527，809、4，148，830和4，247，486中的三苯基膦配位体和铑-三苯基膦配合物催化剂：美国专利4，283，562的烷基苯基膦和环烷基苯基膦配位体以及铑-烷基苯基膦和铑-环烷基苯基膦配合物催化剂：以及美国专利4，599，206;4，737，588;4，717，775;4，774，361;4，668，651和4，748，261中的有机亚磷酸酯配位体和铑-有机亚磷酸酯配合物催化剂。最好的配位体是三苯基膦（TPP），而最好的催化剂是铑-TPP配合物。

正如在上面所进一步提到的，醛化反应是在高沸点醛缩合副产物存在下进行的。在醛化反应的过程中就地生成这样的高沸副产物（如二聚体、三聚体和四聚体）是这种连续醛化反应的本质所决定的，这在美国专利4，148，830;4，247，486和4，593，127以及1989年6月23日提交的系列号为370，806的美国专利申请书中有更详细的说明。这种醛类副产物为液体催化剂循环工艺提供了一种优异的载体。实际上，虽然在一个连续过程启动时，如有必要，可以使用任何合适的溶剂（最好是与所需的醛类产物相应的醛类化合物），但是主要溶剂一般最终既包含醛类产物也包含高沸醛缩合副产物，这是由这种连续法的本质决定的。当然，如果有需要，并因此使用的话，也可以使用醛缩合副产物。另一点即反应介质中的这种高沸醛缩合副产物的数量可在很宽的范围内变化，而且只受设备制约条件和要生产的具体醛产品的控制，这也是显而易见的。例如，开始时，醛化反应可以在没有或只有少量高沸醛缩合副产物作为铑配合物催化剂的溶剂存在下进行，或者此反应也可以在以液体反应介质总重量计达到70%（重量），或者高达90%（重量），甚至更高比例的这种醛缩合副产物存在下进行。对于大多数目的来说，醛和高沸醛缩合副产物的重量比一般从约1∶4到约20∶1就足够了。同样，应该理解，如果需要，可以存在少量其它常用的有机助溶剂。

如前面所讨论，虽然醛化反应条件可在很宽范围内变化，但一般较优选的是，反应在氢、一氧化碳和烯类不饱合原料的总气压小于约1500磅/英 寸²（绝对压力）下进行，此压力小于约450磅/英寸²（绝对压力）更好，小于约350磅/英寸²（绝对压力）最好。反应物的最低总压并不是特别严格的，它主要只受为得到所期反应速度所必需的反应物的数量的限制。更具体说，本发明的醛化方法中一氧化碳分压以约1～约120磅/英寸²（绝对压力）为好，约3～约90磅/英寸²（绝对压力）更好，而氢分压以约10～约160磅/英寸²（绝对压力）为好，约15～约100磅/英寸²（绝对压力）更好。氢气与一氧化碳的摩尔比H₂∶CO一般可为约1∶10至约100∶1或更高，而从约1∶1至约50∶1更好。

此外，如前所述，醛化方法可在约50～约145℃的反应温度下进行。然而醛化反应的温度一般优选约60～约120℃，约75～约115℃更好。

因此，如在本文中所说明，可用作本发明原料的液体混合醛粗产品主要含有醛和有机重组分，也可能含有一些醛化方法中使用的游离有机磷配位体;它们最好是在连续气相循环醛化方法中将初始的醛产物和它的轻组分（比如沸点低于该醛产物的化合物）分离之后，或在连续液相循环醛化方法中将初始的醛产物和它的轻组分及含催化剂溶液分离之后所得到的。

如前面所说明的，本文中可使用的混合醛粗产品中的醛取决于制取所述混合产物的醛化方法的原料烯烃，这类醛可以含有4个或5个碳原子，比如分别来自丙烯和丁烯的C₄醛和C₅醛。此外应该理解，这种醛是作为即含有正构（直链）醛也含有异构（支链）醛的混合物而制得的。因此，代表性的醛产物包括正丁醛和异丁醛组成的C₄醛混合物以及正戊醛和支链戊醛异构成，即2-甲基丁醛、3-甲基丁醛和/或新戊醛组成的C₅醛混合物。所述混合醛含有正构体和分支异构体醛的摩尔比可由约1∶1至约50∶1或更高，正构醛丰度的上限只受提供混合醛粗产品原料的醛化方法控制。

同样，在本文中可使用的混合醛粗产品中所含有有机重组分包括任何有机溶剂和沸点高于制取所述混合产物的醛化方法所得的直链醛产物沸点的有机副产品，比如在前面如USP4，148，830中所讨论过的液体醛缩合副产物（二聚体、三聚体、四聚体等）和其它普通的高沸点副产物如相应的链烷醇。当然应该理解，这样的混合醛粗产品也可含有一些少量的残留轻组分（如未反应的烯烃和副产物烷烃）以及有机磷杂质如游离有机磷配位体和/或其相应的氧化物和烷基取代的磷化合物，这些可能是在醛化方法中就地生成或故意使用的。

例如，本文中可使用的液体混合醛粗产品可以来自下述文献所述的气相循环醛化法，所述文献是前面所引述的各专利并且最好是USP4，247，486以及INDICATION中的参考文章[见英国、伦敦Davy公司公共事务部出版的《国际戴维·麦基杂志》（The    International    Journal    of    Davy    Mckee）1982/83冬季号P1和p20～28]。同样，本文中可使用的液体混合醛粗产品也可来自下述文献所述的液相催化循环法，所述文献是上面所引各专利并且最好是USP4，593，127中图1的主反应器系统，加拿大专利1，202，326和1989年6月23日提交的受让人的美国专利申请（系列号370，806）以及申请人同时提交的美国专利申请（Attorney    Docket    No.16492）[其标题是《改进的醛化方法》，涉及的是将轻组分和混合醛产品分离的新方法]，这些文献的全部内容在此引作参考。本文中可使用的液体混合醛粗产品最好来自液相催化循环醛化法。此外，如同在所述先有技术中所见到的，也如同在气相循环法的情况中，最好在将支链醛异构体和高沸的直链醛分开之前，先从液相催化循环法的混合醛产物中除去至少大部分轻组分。然而，无论为了将轻组分和/或有机磷杂质和由液相催化循环法得到的混合醛粗产品分离采用了什么类型的纯化步骤还是没有采用纯化步骤，最好都在将此混合醛粗产品用作本发明方法的液体原料之前，先将此混合醛粗产品通过例如上述的INDICA-TION引文中第23页的图上塔7所表示的稳定器。

因此，本文中可使用的液体混合醛粗产品，按所述液体混合物总重量计，主要含有约95～99.95%（重量）（更好为约97～约99.95%（重量））的醛;所述液体产物混合物在其余部分主要包括有机重组分。

相应地参见示意性说明本发明的附图，本发明的精制方法可以在具有两个侧口供引出液相和气相醛产品物流的任何适当的蒸馏塔中实施。因此，所述蒸馏塔包括任何蒸馏塔或填充塔，或其它可进行蒸馏的适当汽化设备10。例如可参见Perry和 Chiton的《化学工程手册》（Chemical    Engineering    Handbook）第5版，第13～3页图13-1，第13-19页图13-18，和第13-50页;也参见McCabe和Smith的《化工单元操作》（Unit    Operations    in    Chemical    Engineering）第3版，第548页。塔中的填料或塔盘的实际类型不是本发明的关键部分，任何类型的填料和塔盘都可使用。此外，塔盘数或所用的分离级数也不是关键的，只要求足够达到预期的分离效果即可。因而，液体混合醛粗产品原料以分离近沸点异构体（如正丁醛和异丁醛）的正常方式通过管线2送入蒸馏塔中，比如在与塔顶与塔底都有一段距离处，最好是在塔的中部附近送入。将混合醛产品原料送入塔的确切位置对本发明并非关键的，最好由标准工程实践来确定。

然后将此液体混合醛粗产品原料进行蒸馏，以同时排出提纯的液相支链异构醛和提纯的直链正构醛，以及从中分出轻组分。例如，汽化的轻组分（即沸点低于支链醛沸点的化合物，比如未反应的烯烃、烷烃等）由塔顶排出（管线4），在冷却器15中冷却并根据需要将这股物料部分或全部冷凝（捕集器17）。不凝气通过管6排放，可凝部分比如水通过管3回收或排放。此外，如果需要，一部分塔顶凝液可经过管7返回塔内作为回流液。

可以在蒸馏塔的塔顶处或靠近塔顶处排出提纯的支链异构醛（该醛比直链正构醛轻，即沸点较低）。所述支链异构醛最好通过位于液体混合醛粗产品原料进料点上方一段距离的地方，作为液体侧物料流从管8引出。引出点的确切位置并不重要，最好由标准工程实践来确定最优点。

在位于液体混合醛粗产品原料进料点下方的某一点处，以蒸汽测物料流的形式，通过管12同时引出提纯的汽化的直链正构醛。此引出点的确切位置也并不关键，最优点可由标准工程实践确定。如果需要，可进一步使用蒸汽夹带物分离器（图上未画出）以将汽化的直链醛物流中得到的任何液体返回塔中，然而，这种夹带物分离器不是本发明方法实例的必需和本质的部分。

剩余的提纯的液相醛在塔底或靠近塔底处经管14回收。此外如果需要，可将由塔底排出的直链醛部分在再沸器20中加热并返回塔中。塔底液相醛产物中主要含有直链醛，在所述回收的提纯液体醛中有机重组分的量为少于加入到蒸馏塔中的醛的总量的约1%（重量）加上液体混合醛粗产品原料中所含有机重组分重量的至少67%（重量）。

可以在如下的条件下实施本发明的精制方法中对液体混合醛粗产品原料的蒸馏，蒸馏塔的塔釜温度比液体混合醛粗产品原料中所含的直链醛的正常（即在14.7磅/英寸²绝压下）沸点高约1～约35℃，最好是高约10～约35℃，蒸馏塔塔顶压力在约1～约30磅/英寸²（表压）之间，最好在约1～约15磅/英寸²（表压）之间。在蒸出气化的轻组分和支链醛的蒸馏区顶部的条件（如温度、压力、回流比等）并不特别严格，主要只取决于为实现所期的结果，即分出这样的轻组分和得到所述的液体醛侧料流所要求的显而易见的实际加工条件，这里的侧料流主要含有至少99%（重量）的支链醛和少于液体混合醛粗产品原料中的有机重组分的约1%（重量）的该重组分。再有，如此得到的液体支链醛的数量，最好基本上等于在液体混合醛粗产品中所存在的支链醛的数量。当然，应该理解，蒸馏此醛类化合物所需的热可由任何常用的换热器提供。此外，还应理解，虽然为达到最好的结果和预期的效率所必需的本发明的最优化条件取决于利用本发明的人的经验，而为了确定那些对给定状况是优化的条件，只需要有一些实验手段，而且这都完全在熟悉本领域的专业人员的知识范围之内，通过如下在本文中所说明的本发明优选方面和/或简单的常规实验方法很容易实现。例如，一般说来，较高的蒸馏压力要求较高的温度，而较低的压力要求较低的温度。

一般说来，最好使本发明方法的塔釜温度和压力条件相关使通过所述侧料流所得到的提纯的汽化的直链醛的数量不多于液体混合醛粗产品原料中含有的直链醛量的约70%，而其中所述提纯的汽化的直链醛中所含的有机重组分少于在所述液体混合醛粗产品中所含有机重组分重量的约33%。相应地，塔釜条件最好相关，使通过所述的汽化的直链醛侧料流排出并得到液体混合醛粗产品原料中所含的至少约5%至不超过70%（重量）的直链醛。与此相似，所述的条件最好也是如此地相关，使如此得到的所述提纯的汽化的直链醛中含有的有机重组分可以是液体混合醛粗产品原料中所含有机重组分的0～约33%（重量），最好，如此得到的所述 提纯的直链醛中含有的有机重组分少于液体混合醛粗产品原料中所含有机重组分重量的约10%（重量）。

剩下的被提纯的液相醛产品可以作为液相料流很容易地从蒸馏塔底排出并被回收，它主要含有直链醛，其数量为液体混合醛粗产品原料中所含直链醛重量的约30～约95%，而在所述回收的被提纯的液相醛中所含有的有机重组分的量为少于加到蒸馏塔中的醛的总量的约1%（重量）加上液体混合醛粗产品原料中所含有机重组分重量的至少约67%（最好至少约90%）（重量）。

本发明的精制方法在如下方面确实是独特的，即它不仅由于消除了如前所述的至今所常用的二次蒸馏操作，从而大大节约了能源费用，而且消除了或至少大大减少了一直伴随着先有蒸馏操作而存在的、由于醛就地转化为有机重组分而造成的前面讨论过的醛的损失，同时也保证了由一个单个蒸馏塔回收三种不同的纯化的醛产物料流。

当然，最基本的一点是醛化的醛产品具有许多众所周知的和通常的用途。最好，这种醛产品通常进一步用来制造醇和其它有用的溶剂。

下面各实例用来说明本发明，而不是限制本发明。应该理解，除非另有说明，在申请书和后面的权利要求中所用的所有份数、百分比和比例都是指重量，所给出的铑的数量是按游离金属计算的。

实例1

下述用计算机处理的实验说明了本发明。按照附图，以约18600磅/小时的流量将含有约0.2%（重量）比异丁醛轻的组分和约0.4%（重量）比正丁醛重的组分的直链醛和异丁醛混合物粗品作为物料流2送入一个具有105块理论塔板的蒸馏塔的从底部数第61块理论塔板处。从塔顶将轻组分与一部分支链醛一同排出，在冷却器15中进行部分冷凝，收集在捕集罐17中。一部分这样得到的液体料流作为料流7返回塔中作为回流;以大约200磅/小时的速率从系统中作为料流3和6而排出。从塔底数第103块理论塔板处以约2100磅/小时取出液体侧流作为异丁醛产品（料流8）。以塔底数第3块理论塔板处以约7200磅/小时取出蒸汽侧流作为高纯正丁醛产品（料流12）。此蒸汽料流通过一个小的夹带物分离器（未标出）以从蒸汽料流中除去夹带的液体。从塔底以约9100磅/小时取出液体料流作为第二股提纯的正丁醛产品（料流14）。塔底蒸馏温度约99℃，塔顶压力约为10磅/英寸²（表压）。上侧流8中异丁醛的含量约为99.9%（重量）;塔底正丁醛料流14中重组分的含量约为0.93%（重量）;原料中的重组分含量与下蒸汽侧流12中重组分浓度之比约为300∶1。料流14中的重组分含量基本等于料流2中所含重组分含量的约100%（重量）再加上料流2中混合醛含量的约0.1%（重量）。

实例2

给出下述由工业化系统得到的实际操作数据用来说明本发明。按照附图，以约20，000磅/小时的流量，将含约0.01%（重量）比异丁醛更轻的组分和约0.4%（重量）比正丁醛更重的组分的粗制正、异丁醛混合物，作为料流2加入到具有105块理论塔板的蒸馏塔的从塔底数第61块理论塔板上。从塔顶将轻杂质同一部分支链醛一起排出，通过冷却器15进行部分冷凝，收集在捕集罐17中。将一部分如此得到的液体作为料流7返回塔中用作回流：以约200磅/小时从系统中排出料流3和6。从塔底数第103块塔板处以约2，175磅/小时取出液体侧流作为异丁醛产品（料流8）。从塔底数第3块理论塔板处从约5，000磅/小时取出蒸汽侧流作为高纯正丁醛产品（料流12）。此蒸汽通过一小夹带物分离器（未标出）以除去蒸汽料流中所夹带的任何液体。从塔底以约12，625磅/小时取出液体料流作为第二股提纯的正丁醛产品（料流14）。塔底蒸馏温度约105℃，蒸馏塔顶压力约为8.5磅/英寸²（表压）。上侧流8中异丁醛的含量约为99.6%（重量）：塔底正丁醛料流14中重组分含量约为0.7%（重量）：原料中重组分浓度与下蒸汽侧流12中重组分浓度之比为约36∶1。料流14中重组分含量基本上等于料流2中重组分含量的约100%（重量）加上料流2中混合醛含量的约0.04%（重量）。

实例3

如下用计算机处理的实验用来说明本发明。按照附图，用约18，950磅/小时的流量，将含有约0.2%（重量）比异丁醛轻的组分和约2.6%（重量）比正丁醛重的组分的粗制正、异丁醛混合物，作为料流2加到具有105块理论塔板的蒸馏塔的从塔底数第61块理论塔板上。从塔顶将轻杂 质连同一部分支链醛一起排出，通过冷却器15进行部分冷凝，收集在捕集罐17中。将一部分如此得到的液体作为料流7返回塔中作为回流，以约240磅/小时的流量从系统中排出料流3和6。从塔底第103块理论塔板以约2，050磅/小时的流量取出一股液体侧流作为异丁醛产品（料流8）。从底部第3块理论塔板以约7，200磅/小时的流量取出一股蒸汽侧流作为高纯正丁醛产品（料流12）。此蒸汽料流通过一个小夹带物分离器（未标出）从以蒸汽料流中除去任何夹带的液体。从塔底以约9.460磅/小时的流量取出一股液体料流作为第二股提纯的正丁醛产品（料流14）。塔釜蒸馏温度为约101℃，蒸馏塔顶压力为约10磅/英寸²（表压）。上侧流8中异丁醛的含量约为99.8%（重量）;塔底正丁醛料流14中重组分含量约为6.1%（重量）;加入原料中重组分浓度与下蒸汽侧流12中重组分的浓度比约为161∶1。料流14中重组分含量基本等于料流2中重组分含量的约100%（重量）加上料流2中混合醛含量的约0.45%（重量）。

实例4

如下用计算机处理的实验说明本发明。按照附图，以22，200磅/小时的流量，将含有约0.1%（重量）比支链戊醛轻的轻组分和约0.3%（重量）比正戊醛重的重组分的粗制正构和支链戊醛混合物作为料流2加入到具有105块理论塔板的蒸馏塔的从塔底数的第61块理论塔板上。从塔顶与一部分支链醛一起排出轻杂质，由冷却器15部分冷凝，并收集在捕集罐17中。一部分这样得到的液体料流作为料流5返回塔内作为回流，以约200磅/小时的流量从体系中排出料流3和6。从距塔底第103块理论板处以约6，700磅/小时的流量取出液相侧流（料流8）作为支链醛产品（主要是2-甲基丁醛）。从距塔底第3块塔板处以约4，300磅/小进的流量取出一股蒸汽侧流，作为高纯正戊醛产品（料流12）。此蒸汽料流通过一个小夹带物分离器（未标出）以从蒸汽料流中除去夹带的任何液体。以约11，000磅/小时的流量从塔底取出液体料流作为第二股提纯的正戊醛产品（料流14）。塔釜蒸馏温度约129℃，蒸馏塔顶的压力约10磅/英寸²（表压）。上测流8中支链醛的含量约为99.8%（重量）：塔底正戊醛料流14中重组分含量约为0.7%（重量）：原料中的重组分浓度与下蒸汽侧流12中重组分浓度之比约为4∶1。料流14中的重组分含量基本上等于料流2中重组分含量的约100%（重量）加上料流2中混合醛含量的约0.05%（重量）。

对于本领域的专业人员来说，本发明进行各种改进和变化将是显而易见的，而且应该理解这些改进和变化都在本说明书的范围之内，也在所附的权利要求的精神与范围之内。

Claims (6)

1、一种精制液体混合醛粗产品的方法，所述混合醛以其总重量计，主要含有约95-约99.95%(重量)的选自C₄醛和C₅醛的直链和支链醛，其余的主要是有机重组分，所述方法包括，将所述液体混合醛粗产品原料加入一个蒸馏塔中，并在所述蒸馏塔中，在比所述液体混合醛产品原料中所含有正构醛的正常沸点高约1-约35℃的塔釜温度下和塔顶压力为约1-30磅/英寸²(表压)下对所述液体粗制醛产品进行蒸馏，以便同时得到(i)从蒸馏塔塔顶或靠近塔顶处排出的一股液相醛物料流，它主要含有提纯的支链醛，和(ii)一股汽化的醛产品料流，它主要含有提纯的直链醛，其数量不超过所述液体混合醛粗产品原料中所含直链醛重量的约70%，它还含有重组分，其数量少于所述液体混合醛粗产品原料中所含有机重组分重量的33%，以及(iii)从蒸馏塔釜或靠近塔釜处回收的主要含有直链醛的剩余的提纯液相醛，这里在所述的被回收的提纯液相醛中有机重组分的数量为少于加入到蒸馏塔中的醛的总量的约1%(重量)加上液体混合醛粗产品原料中所含有机重组分重量的至少约67%。

2、权利要求1的方法，其中在釜温比所述直链醛的标准沸点高约10-约35℃的温度下进行蒸馏。

3、权利要求2的方法，其中所述混合醛粗产品原料中的醛是正丁醛和异丁醛。

4、权利要求2的方法，其中所述混合醛粗产品原料中的醛是正戊醛和支链戊醛。

5、权利要求3的方法，其中在塔顶压力为约1-15磅/英寸²（表压）下进行蒸馏。

6、权利要求4的方法，其中在塔顶压力为约1-15磅/英寸²（表压）下进行蒸馏。

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