CN104130112A - 一种通过氧气连续氧化制备醛或酮的方法及其设备 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种通过氧气连续氧化制备醛或酮的方法及其设备。本发明解决了该类反应剧烈放热而导致反应温度不易控制、催化剂成本高、反应时间太长、非均相体系放大困难以及使用氧气的潜在危险性等问题，提高了生产效率，实现了将该反应安全应用于工业生产的目的。

Description

一种通过氧气连续氧化制备醛或酮的方法及其设备

技术领域

本发明涉及制备醛或酮的方法，特别是一种通过氧气连续氧化制备醛或酮的方法及设备。

背景技术

众所周知，通过醇氧化制备相应的醛或酮是有机合成中用途最广泛的官能团转换反应之一,不论在基础研究领域还是在精细化工生产中均占有非常重要的地位(世界上通过醇氧化生产的羰基化合物每年超过百万吨)。然而传统工业中往往采用当量的或过量的较昂贵的氧化剂来完成这一转化，代表性的氧化剂如铬试剂、锰试剂及其它过渡金属氧化物(如钌试剂)和高价碘试剂等(参见Chromium Oxidations in Organic Chemistry；Springer:Berlin,1984；Regen,S.L；Koteel,C.J.Am.Chem.Soc.1977,99,3837-8；Griffith,W.P.Chem.Soc.Rev.1992,21,179-185.)；这些过程往往伴生大量的废弃污染物而且反应的选择性也是难点之一，因为醛易被进一步氧化，如伯醇往往被氧化生成羧酸等。因此，开发绿色、高选择性、高效的醇氧化方法，尤其是高效催化剂体系的开发和使用更加绿色环保的氧化剂(如O2和H2O2等绿色氧化剂”green oxidants”)越来越受到关注。

在众多催化醇氧化的催化剂(如均相、多相、生物与仿酶等领域)的研究报道中，2,2,6,6-四甲基哌啶-N-氧自由基(2,2,6,6-tetramethyl-piperidine-N-oxyl，TEMPO或其衍生物)作为有机小分子催化剂引人注目。TEMPO或其衍生物是可以稳定存在的N-氧自由基而且是商品化试剂，常用作ESR自由基俘获剂、自由基反应抑制剂和阻聚剂。TEMPO或其衍生物催化醇氧化在生产过程中得到实际应用并真正引起人们的重视，是从1987年Anelli发现使用NaBr作为助催化剂时，4-甲氧基-TEMPO或其衍生物能够非常快速地催化次氯酸盐对醇的氧化开始的。该Anelli方法操作简单、条件温和反应快速，而且表现出了接近定量的醛或酮选择性，但是在工艺过程中有含溴和无机盐的废水和氯代副产物等生成。由于分子氧(空气或氧气)氧化醇的反应副产物只有水成为经济且环境友好型工艺，因此开发用于分子氧氧化醇的催化体系一直是该领域的重大课题之一(如已开发成功的体系有钯、钌、钼-钴、钴、铂、锇-铜、镍等过渡金属体系，参见Piera,J；Backvaell,J.-E.Angew.Chem.Int.Ed.2008,47,3506；Mallat,T.；Baiker,A.Chem.Rev.2004,104,3037)，当然也成为目前TEMPO或其衍生物催化的重要研究方向。但单独TEMPO或其衍生物无法催化分子氧氧化醇，它需要组合具有氧化还原性质的助催化剂(主要是均相过渡金属催化剂和溴、碘类非金属助催化剂，如Cu、Fe、Ru、Mn和Br2、高碘化物等)来将分子氧的氧化性传递到醇氧化反应中。US 2012/0220792A1(也参见Adv.Synth.Catal.2011,353,1005–1017)曾经报道了在室温下有机溶剂(即有机溶剂)中利用分子氧或空气氧化醇制备醛或酮，其中使用了硝酸铁、TEMPO或其衍生物和无机氯化物作为催化剂，反应在1-24小时内可以以高收率完成；但该方法中对于工艺放大却仍存在问题，由于反应放热必须使用慢滴加的方式进行(如滴加1.5h后再反应9h)，而且该非均相体系(一般使用非极性溶剂，催化剂不溶于体系)对于间歇搅拌操作方式的大结构尺寸的反应设备要求很高，浓度、温度分布不均的状况会导致反应效率低，同时不易控制可能会发生的副反应。但在该反应体系中如果使用极性溶剂反应活性会大大降低，比如丙酮作溶剂的报道中(Synthesis 2012,44,1569–1576)反应收率大约在10％甚至更低。

近年来，连续化工艺技术尤其是微反应技术相对于传统间歇工艺在许多工艺中体现出过程强化的优势，如传质、传热效率高、反应可以精确控制、连续安全操作以及可重复性好等。到目前为止，在醇氧化反应工艺中同样也有类似报道。例如Jamison等人曾报道(Org.ProcessRes.Dev.2011,dx.doi.org/10.1021/op200118h)利用相转移催化剂以12.6％的NaOCl水溶液进行醇或醛的连续氧化工艺，由于强化了相间转移过程因此可以加速反应(5-30min完成)，而且可以在温和条件下进行次氯酸钠的连续淬灭从而实现工艺的安全放大。但是该工艺使用的漂白粉氧化剂并不真正绿色环保，况且其储存以及安全问题也限制了其使用。再如Stahl等人报道(Green Chem.,2010,12,1180–1186)在连续反应器中有机碱存在条件下可溶性金属钯催化剂催化氧气氧化醇制备醛或酮的工艺，相对于间歇反应反应时间可以大大缩短(从18h到45min)，而且以氮气稀释的氧气(8％O2)可以确保在爆炸极限范围内实现接近定量转化。但是该体系中需要高温操作(60-100℃)，同时使用的金属钯价格昂贵并且在反应过程中易于产生还原性钯黑。虽然涉及到TEMPO或其衍生物催化的氧气连续氧化醇的工艺也有报道(如Subhani,M.A.；Beigi,M.；Eilbracht,P.Adv.Synth.Catal.2008,350,2903；Bogdan,A.；McQuade,D.T.Beilstein J.Org.Chem.2009,5,17.)，但都是利用硅胶或聚乙烯固载的TEMPO或其衍生物作为固定相。尽管有催化剂易于回收再利用的特点，作为固定相的聚合物固载的催化剂却由于溶胀或收缩特性可能会导致反应器堵塞或体系压降过大，或者因色谱效应导致停留时间分布不均。与前面提到的均相工艺类似，使用极性溶剂如丙酮时(Synlett 2012,23,1397–1401)反应几乎不发生。同时固定床反应器设备的投资成本也会大幅上升，而适合均相物料的连续反应器就不存在这个问题而且可以方便工艺放大。

综上所述，工业上仍然迫切需要一种既高效安全、又成本合算的适合大规模生产的绿色氧化工艺来制备醛或酮等重要的有机中间体。

发明内容

本发明的目的之一在于提供一种制备醛或酮的方法；本发明的目的之二在于提供一种制备醛或酮的设备；以解决现有制备醛或酮的方法存在的上述缺陷。

为实现上述目的，本发明所采用以下技术方案：

一种通过氧气连续氧化制备醛或酮的方法，包括下列步骤：

步骤一、将包括醇底物、TEMPO或其衍生物、铁盐催化剂、助催化剂，按照混合时不出现沉淀的原则分成两组，分别与极性溶剂进行预混合制备成第一预混合物和第二预混合物；

步骤二、将第一预混合物和第二预混合物在微混合器中进行混合后再和氧气在微混合器中进行混合，或者将其中任意一组预混合物和氧气在微混合器中混合后再和另一组预混合物在微混合器中进行混合，混合温度均为0-20℃；

步骤三、将步骤二得到的混合物在微反应器中进行氧化反应，以制备相应的醛或酮产物，反应温度为40-100℃；

步骤四、将步骤三得到的醛或酮产物进行提纯。

按上述方案，步骤一中第一预混合物和第二预混合物优选为：第一预混合物为醇底物、TEMPO或其衍生物、铁盐催化剂和极性溶剂，第二预混合物为助催化剂和极性溶剂。

按上述方案，步骤二的混合温度优选为10～20℃。

按上述方案，步骤三最佳反应温度为65～80℃。

按上述方案，所述TEMPO或其衍生物、所述铁盐催化剂、助催化剂、底物醇和氧气的摩尔比为1～5∶1～10∶1～10∶100∶25～200。

按上述方案，所述TEMPO或其衍生物、所述铁盐催化剂、助催化剂、底物醇和氧气的摩尔比优选为2～4∶4～8∶4～8∶100∶50～150。

按上述方案，所述微混合器为T型、Y型、套管式、梳式、层叠式、盘片式、环锥式或交叉指型式微混合器。

按上述方案，所述微混合器优选层叠式或交叉指型式微混合器。

按上述方案，所述反应器毛细管式、层叠式、曲径式、夹心式或插片式微反应器。

按上述方案，所述反应器优选夹心式或插片式微反应器。

按上述方案，所述极性溶剂选自丙酮、甲乙酮、丁酮以及其它烷基酮、乙腈、乙酸乙酯、DMF、DMSO中的一种或多种。

按上述方案，所述醇底物选自伯醇、仲醇，其通式R1C(OH)R2中，R1为芳基、苄基、烷基、烯丙基和或氢中的一种，R2为氢、芳基、苄基、烷基、烯丙基中的一种。

按上述方案，所述醇底物在上述混合物(除气体外)中起始反应时的浓度范围为0.25～8摩尔/升。

按上述方案，所述TEMPO衍生物选自4-羟基TEMPO、4-乙酰基TEMPO或4-乙酰氨基TEMPO中的一种或多种。

按上述方案，所述铁盐催化剂选自FeCl3、FeCl2·4H2O、Fe(NO3)3·9H2O中的一种或多种。

按上述方案，所述助催化剂选自HNO3、NaNO2、Fe(NO3)3·9H2O(铁盐为氯化物时)或FeCl3、CuCl2、NH4Cl和NaCl(铁盐为硝酸铁时)中的一种或多种。

本发明的另一个目的是通过氧气连续氧化制备醛或酮的设备，包括依次串联的第一微混合器、第二微混合器、微反反应器，所述微反应器上还设置有为微换热器，第二微混合器设置有供氧气进入的管道，还包括第一泵体和第二泵体，所述第一泵体与第一微混合器联通，第二泵体与第一微混合器联通或与第二微混合器联通。

本发明由于采用了连续均相多步微反应工艺，相比相应的间歇反应工艺可以大幅缩短由于需要将其中一个物料慢滴加入体系而导致的过长的反应操作时间，由于大大强化了反应的传质、换热过程可以解决该类反应剧烈放热而导致的反应温度不易控制(甚至是飞温或反应失控)的问题，同时也满足工艺快速放大实现生产的要求。微反应器从本质上讲是一种连续流动的管道式反应器，反应器中的微通道利用精密加工工艺制造而成，特征尺寸通常在10-1000微米之间。由于微反应器内工艺流体的通道尺寸非常小，相对于常规管式反应器而言其比表面积体积比非常大(可达10,000-50,000m2/m3)，因此微反应器具有极高的混合效率(毫秒级范围实现径向完全混合)、极强的换热能力(传热系数可达25,000W/(m2·K))和极窄的停留时间分布(几乎无返混，基本接近平推流)。微反应器的两个基本特征---比表面积大以及连续操作方式，使得我们对反应工艺的精确控制成为可能。相对于传统的间歇反应工艺，微反应器具有高速混合、高效传热、反应物停留时间的窄分布、重复性好、系统响应迅速而便于操控、几乎无放大效应以及在线的化学品量少，从而达到的高安全性能等优势。

原有间歇工艺虽然同样使用便宜的铁盐催化剂，但是整个反应体系是非均相的(催化剂不溶于体系中)，这样对于反应工艺的放大就会出现诸多问题，包括难以满足大量生产时搅拌混合的要求、反应温度的控制、由于传质换热的低效率导致的反应时间过长以及大量使用氧气的潜在危险性等等。而本发明使用连续均相体系，传质换热的高效可以确保目标反应温度下安全操作，反应时间大大缩短(从十小时左右甚至更长到10-30分钟)，同时由于采用微反应技术反应工艺基本无放大效应方便实现快速生产的目的。

此外相对于文献中其他连续工艺，包括连续均相但使用昂贵的钯类催化剂，以及连续非均相体系等，本发明的优势也比较明显。相对前者，虽然反应工艺条件相对于间歇反应反应时间可以大大缩短(从18h到45min)，而且以氮气稀释的氧气(8％O2)可以确保在爆炸极限范围内实现接近定量转化，但是该体系使用的金属钯价格昂贵并且在反应过程中易于产生还原性钯黑而失去反应活性或难以回收利用。相对后者，虽然利用硅胶或聚乙烯固载的TEMPO或其衍生物作为固定相可以实现非均相连续催化工艺(方便催化剂易于回收再利用)，但是作为固定相的聚合物固载的催化剂却由于溶胀或收缩特性可能会导致反应器堵塞或体系压降过大，或者因色谱效应导致停留时间分布不均，同时固定床反应器设备的投资成本也会大幅上升。而适合均相物料的连续反应器就不存在上述的这些问题而且可以方便工艺安全放大。

综上所述，本发明解决了该类反应剧烈放热而导致反应温度不易控制、催化剂成本高、反应时间太长、非均相体系放大困难以及使用氧气的潜在危险性等问题，提高了生产效率，实现了将该反应安全应用于工业生产的目的。

附图说明

图1是根据本发明的一个实施例的连续化制备醛或酮的装置示意图；

图2是根据本发明的另一个实施例的连续化制备醛或酮的装置示意图；

图3是根据本发明的一个实施例的连续化制备醛或酮中制备第一或第二预混合物的装置示意图。

具体实施方式

为了使本发明的目的、技术方案及优点更加清楚明白，以下结合附图及实施例，对本发明进行进一步详细说明。应当理解，此处描述的具体实施例仅仅用以解释本发明，并不用于限制本发明。

本发明所述制备醛或酮的方法，是从底物醇开始利用氧气(或空气中的氧气)作为氧化剂，同时在组合催化剂(TEMPO和铁盐)的催化作用下进行氧化反应，制备相应的醛或酮，反应的选择性可以实现控制(没有醛过度氧化生成酸的情况发生)。同时在极性有机溶剂中TEMPO和三价铁盐(比如FeCl3)容易生成FeCl3(η1-TEMPO)络合物(参考文献J.Am.Chem.Soc.2012,134,19350-19353)，当量的该络合物可以以高的选择性很快地将底物醇氧化为相应的醛或酮，而自身转化为FeCl3(η1-TEMPOH)或脱除HCl产生TEMPO和二价铁盐。如果反应是在当量(甚至过量)的氧气以及催化量TMEMPO、铁盐和助催化剂(含Cl^-和NO3^-)组合存在情况下，O2在NO3^-(或作为NO替代物)帮助下可以将二价铁盐重新氧化为三价铁盐，这样在催化剂TEMPO的情况下就可以完成两个催化循环(TEMPO和铁盐各自的循环)，因而可以方便地实现以氧气为绿色氧化剂的催化氧化反应制备醛或酮。因此基于本发明所述混合物中需要产生两个催化循环的反应机理，各种TEMPO的衍生物以及各类不同的铁盐、助催化剂的组合(Cl^-和NO3^-或NO2^-的组合是需要的)在此类反应中具有相同作用。

图1是根据本发明的一个实施例的连续化制备醛或酮的装置示意图。第一预混合物通过泵51与第二预混合物通过泵52后输入至第一微混合器10进行混合，然后与自钢瓶通过气体质量流量计61的氧气(或空气)在第二微混合器20进行第二次混合。混合后的所述气液混合物输入至微反应器30，微反应器30与夹套型微换热器40集成用于延长反应停留时间并控制温度。反应结束后，将产物倒入产品收集器70中。

图2是根据本发明的另一个实施例的连续化制备醛或酮的装置示意图。与图1所述的制备醛或酮的装置的区别在于，经气体流量计61的氧气(或空气)首先与通过泵51的第一预混合物在第一微混合器10中进行混合，然后再与通过泵52的第二预混合物在第二微混合器中进行第二次混合。两次混合后得到所述气液混合物后的后续部分与图1相同。

本发明所述微混合器与微反应器的通道尺寸可以由亚微米到毫米级，优选10～500微米，其与传统的混合或反应装置相比，具有更大的比表面积/体积比。

本发明所述微混合器选自下面的一种或几种：T型、Y型、套管式、梳式、层叠式、盘片式、环锥式和交叉指型式微混合器，优选层叠式或交叉指型式微混合器。

本发明所述微反应器选自下面的一种或多种：毛细管式、层叠式、曲径式、夹心式和插片式微反应器，优选夹心式或插片式微反应器。所述微反应器的材质选自下面的一种或多种：不锈钢、哈氏合金、特种合金、钽材、石英和高分子聚合物。

本发明所述的微换热器选自下面的一种或多种：同心轴式、螺旋式、盘式、交叉流式和毛细管式换热器。

实施例1

如图3所示，在室温下，将TEMPO、FeCl₃(作为铁盐催化剂)、苯乙醇(作为醇底物)按摩尔比为5∶5∶100在丙酮(作为极性溶剂)中混合，具体操作为分别从加料罐100和加料罐200加入到以电磁搅拌的300中，制得第一预混合物(混合后醇底物的苯乙醇浓度为4摩尔/升)；

此外在室温下，将Fe(NO₃)₃·9H₂O(作为助催化剂)在丙酮(作为极性溶剂)中溶解为第二预混合物(混合后其浓度为0.075摩尔/升)；

如图1所示，在室温下，将第一预混合物和第二预混合物分别经过泵51、泵52输入至微混合器10，混合温度10℃。第一预混合物和第二预混合物的体积流量分别为1.0mL/min和2.0mL/min，总体积流量为3.0mL/min。该微混合器10为交叉指型式，无换热结构，通道尺寸为85微米的微混合器。此时将微混合器20与气体进料间的开关先设置为关闭状态，等液体物料流经微反应器30后设定末端的背压阀为10bar。然后该混合物与经过(气体钢瓶)和质量流量计61的氧气在微混合器20进行混合，氧气的体积流量为100mL/min；之后气液混合物经过微反应器30(集成有微换热器40)进行氧化反应。上述参与反应的TEMPO、所述铁盐催化剂、助催化剂、醇底物和氧气的摩尔比为5∶5∶3.75∶100∶111.5。该微混合器20为层叠式，无换热结构，通道尺寸为100微米的微混合器；微反应器30为夹层式微反应器，其通道尺寸经内嵌的混合盘片分割为100微米；同时微反应器30(集成有交叉流式微换热器40)，微换热器40中通入加热油介质进行换热，加热油温度为65℃。反应产物经背压阀后滴入放置在冰水浴的收集器70中。用乙醚/水的混合液进行萃取所得的产品乙醚溶液，经气相色谱分析并用归一法扣除溶剂。产物苯乙酮的摩尔产率为92.5％。

实施例2

与实施例1的区别在于：参与反应的TEMPO、FeCl3(作为铁盐催化剂)、Fe(NO3)3·9H2O(作为助催化剂)、苯乙醇(作为醇底物)以及氧气的摩尔比为5∶10∶10∶100∶150；第一预混合物中醇底物的丙酮浓度(4摩尔/升)以及之后的体积流量(1.0mL/min)保持不变，第二预混合物的体积流量(2.0mL/min)保持不变，其他反应物料的浓度(如Fe(NO₃)₃·9H₂O在第二预混合物中浓度为0.2摩尔/升)或体积流量(氧气为135mL/min)根据上述摩尔比进行调整，微混合器的混合温度20℃，微换热器40加热油温度为80℃，其他反应流程和反应设备配置均不变。产物苯乙酮的摩尔产率为96.5％。

实施例3

与实施例1的区别在于：参与反应的TEMPO、FeCl3(作为铁盐催化剂)、Fe(NO3)3·9H2O(作为助催化剂)、苯乙醇(作为醇底物)以及氧气按摩尔比为1∶1∶1∶100∶200，其中第一和第二预混合物中所使用的溶剂为甲乙酮，第一预混合物和第二预混合物的体积流量分别为0.5mL/min和1.0mL/min，第一预混合物中醇底物的摩尔浓度为2摩尔/升，其他反应物料的浓度(如Fe(NO₃)₃·9H₂O在第二预混合物中浓度为0.01摩尔/升)或体积流量(如氧气为45mL/min)根据上述摩尔比进行调整，微混合器的混合温度为15℃，微换热器40加热油温度为70℃，其他反应流程和反应设备配置均不变。产物苯乙酮的摩尔产率为81.5％。

实施例4

与实施例1的区别在于：参与反应的TEMPO、FeCl3(作为铁盐催化剂)、Fe(NO3)3·9H2O(作为助催化剂)、苯乙醇(作为醇底物)以及氧气按摩尔比为2∶4∶4∶100∶25，第一预混合物和第二预混合物的体积流量分别为0.5mL/min和1.0mL/min，第一预混合物中醇底物的摩尔浓度为6摩尔/升，其他反应物料的浓度(如Fe(NO₃)₃·9H₂O在第二预混合物中浓度为0.12摩尔/升)或体积流量(如氧气为16.8mL/min)根据上述摩尔比进行调整。同时反应器30集成有盘式换热器40。微换热器40中通入加热油介质进行换热，微混合器的混合温度为18℃，微换热器40加热油温度为75℃，其他反应流程和反应设备配置均不变。产物苯乙酮的摩尔产率为71.5％。

实施例5

与实施例1的区别在于：如图2所示，在室温下，将第一预混合物经过泵51和氧气经质量流量计61至微混合器10中混合，然后再将给混合物与经过泵52的第二预混合物在微混合器20进行混合，上述TEMPO、所述铁盐催化剂、助催化剂、醇底物和氧气的摩尔比保持不变，各物料的进料体积流量保持一致，混合器与反应器的配置也不变。产物苯乙酮的摩尔产率为88.5％。

实施例6

与实施例1的区别在于：参与反应的4-羟基TEMPO、FeCl3(所述铁盐催化剂)、Fe(NO3)3·9H2O(助催化剂)、1-苯基丙醇(醇底物)和氧气的摩尔比为5∶5∶5∶100∶111.6；第一和第二预混合物中所使用的溶剂为乙腈，其中在第一预混合物中醇底物的浓度为8摩尔/升，第一预混合物和第二预混合物的体积流量分别为1.5mL/min和3.0mL/min，总体积流量为4.5mL/min；其他反应物料的浓度(第二预混合物中助催化剂的浓度为0.04摩尔/升)或体积流量(氧气为300mL/min)根据上述摩尔比进行调整，其他反应流程和反应设备配置均不变。此时将微混合器20与气体进料间的开关先设置为关闭状态，等液体物料流经微反应器30后设定末端的背压阀为15bar。微混合器20为环锥式混合器，无换热结构，通道尺寸为150微米；反应器30为插片式微反应器，通道尺寸为300微米，停留体积为30mL。微换热器40中通入加热油介质进行换热，微混合器的混合温度为5℃，微换热器40加热油温度为90℃。产物苯基乙基酮的摩尔产率为82.5％。

实施例7

与实施例1的区别在于：参与反应的4-乙酰基TEMPO、FeCl2·4H2O(所述铁盐催化剂)、浓HNO3(HNO3浓度为63％，作为助催化剂)、苄醇(作为醇底物)和氧气的摩尔比为5∶5∶15∶100∶111.6，第一和第二预混合物中使用的极性溶剂为丁酮，其中第二预混合物中助催化剂的浓度为0.225摩尔/升；第一预混合物和第二预混合物的体积流量保持不变，其他反应物料的浓度根据上述摩尔比进行调整。混合器20为套管式，无换热结构，通道尺寸为50微米的微混合器；反应器30为毛细管式微反应器，其通道尺寸经内嵌的混合盘片分割为100微米；同时反应器30集成有螺旋式换热器40，微混合器的混合温度为3℃，微换热器40加热油温度为100℃，其他反应流程和反应设备配置均不变。产物苯甲醛的摩尔产率为75.5％。

实施例8

与实施例1的区别在于：参与反应的4-乙酰氨基TEMPO、FeCl2·4H2O(所述铁盐催化剂)、Fe(NO3)3·9H2O(作为助催化剂)、苯乙醇(作为醇底物)和氧气(在空气中)的摩尔比为5∶5∶3.75∶100∶93.7，第一预混合物中醇底物的摩尔浓度(4摩尔/升)保持不变，其他反应物料的浓度或体积流量根据上述摩尔比进行调整。此时将微混合器20与气体进料间的开关先设置为关闭状态，等液体物料流经微反应器30后设定末端的背压阀为40bar。然后该混合物与经过(气体钢瓶)和质量流量计61的空气在微混合器20进行混合，空气的体积流量为400mL/min；同时反应器30集成有毛细管式换热器40。微换热器40中通入加热油介质进行换热，微混合器的混合温度为0℃，微换热器40加热油温度为95℃，其他反应流程和反应设备配置均不变。产物苯乙酮的摩尔产率为72.5％。

实施例9

与实施例1的区别在于：参与反应的4-羟基TEMPO、FeCl3(所述铁盐催化剂)、NaNO2(作为助催化剂)、二苯甲醇(作为醇底物)和氧气的摩尔比为5∶5∶15∶100∶55.8，第一和第二预混合物中使用的极性溶剂为DMF，其中第二预混合物中助催化剂的浓度为0.225摩尔/升；第一预混合物和第二预混合物的体积流量保持不变，其他反应物料的浓度和体积流量(氧气的体积流量为50mL/min)根据上述摩尔比进行调整。该混合器10为环锥式，无换热结构，通道尺寸为150微米的微混合器。此时将微混合器20与气体进料间的开关先设置为关闭状态，等液体物料流经微反应器30后设定末端的背压阀为15bar。该混合器20为插片式，无换热结构，通道尺寸为150微米的微混合器；反应器30为夹层式微反应器，其通道尺寸经内嵌的混合盘片分割为250微米；微换热器40中通入加热油介质进行换热，微混合器的混合温度为8℃，微换热器40加热油温度为40℃，其他反应流程和反应设备配置均不变。产物二苯甲酮的摩尔产率为90.5％。

实施例10

与实施例1的区别在于：参与反应的TEMPO、Fe(NO3)3·9H2O(所述铁盐催化剂)、CuCl2(作为助催化剂)、环己醇(作为醇底物)和氧气的摩尔比为2.5∶2.5∶3.3∶100∶148.8，第一和第二预混合物中使用的极性溶剂为乙酸乙酯，其中第一预混合物中醇底物的浓度为0.5摩尔/升；第一预混合物和第二预混合物的体积流量保持不变，其他反应物料的浓度(如第二预混合物中助催化剂的浓度为0.008摩尔/升)和体积流量(氧气的体积流量为16.7mL/min)根据上述摩尔比进行调整。该混合器10为梳式，无换热结构，通道尺寸为85微米的微混合器。此时将微混合器20与气体进料间的开关先设置为关闭状态，等液体物料流经微反应器30后设定末端的背压阀为20bar。该混合器20为Y型，无换热结构，通道尺寸为85微米的微混合器；反应器30为曲径式微反应器，其通道尺寸经内嵌的混合盘片分割为200微米；同时反应器30集成有同心轴式换热器40。微换热器40中通入加热油介质进行换热，微混合器的混合温度13℃，微换热器40加热油温度为75℃，其他反应流程和反应设备配置均不变。产物环己酮的摩尔产率为87.5％。

实施例11

与实施例1的区别在于：参与反应的4-羟基TEMPO、Fe(NO3)3·9H2O(所述铁盐催化剂)、NH₄Cl(作为助催化剂)、查尔醇(作为醇底物)和氧气的摩尔比为3∶3∶3∶100∶111.6，第一和第二预混合物中使用的极性溶剂为DMSO，其中第一预混合物中醇底物的浓度为0.25摩尔/升；第一预混合物和第二预混合物的体积流量分别为1.1mL/min和2.2mL/min，总体积流量为3.3mL/min，其他反应物料的浓度(如第二预混合物中助催化剂的浓度为0.0075摩尔/升)和体积流量(氧气的体积流量为13.75mL/min)根据上述摩尔比进行调整。该混合器10为T型，无换热结构，通道尺寸为250微米的微混合器。此时将微混合器20与气体进料间的开关先设置为关闭状态，等液体物料流经微反应器30后设定末端的背压阀为25bar。该混合器20为套管式，无换热结构，通道尺寸为250微米的微混合器；反应器30为曲径式微反应器，其通道尺寸经内嵌的混合盘片分割为250微米；同时反应器30集成有同心轴式换热器40。微换热器40中通入加热油介质进行换热，微混合器的混合温度20℃，微换热器40加热油温度为100℃，其他反应流程和反应设备配置均不变。产物查尔酮的摩尔产率为94.0％。

虽然本发明已将较佳实施例批露如上，然其并非用以限定本发明。任何熟习此技艺者，在不脱离本发明的精神和范围内，当可作各种更动与润饰，因此发明的保护范围应以申请专利的权利要求范围为准。

Claims (10)

1.一种通过氧气连续氧化制备醛或酮的方法，包括下列步骤：

步骤一、将包括醇底物、TEMPO或其衍生物、铁盐催化剂、助催化剂，按照混合时不出现沉淀的原则分成两组，分别与极性溶剂进行预混合制备成第一预混合物和第二预混合物；

步骤二、将第一预混合物和第二预混合物在微混合器中进行混合后再和氧气在微混合器中进行混合，或者将其中任意一组预混合物和氧气在微混合器中混合后再和另一组预混合物在微混合器中进行混合，混合温度均为0-20℃；

步骤三、将步骤二得到的混合物在微反应器中进行氧化反应，以制备相应的醛或酮产物，反应温度为40-100℃；

步骤四、将步骤三得到的醛或酮产物进行提纯。

2.根据权利要求1所述的制备醛或酮的方法，其特征在于：步骤一中第一预混合物和第二预混合物优选为：第一预混合物为醇底物、TEMPO或其衍生物、铁盐催化剂和极性溶剂，第二预混合物为助催化剂和极性溶剂。

3.根据权利要求1所述的制备醛或酮的方法，其特征在于：步骤二的混合温度优选为10～20℃；步骤三优选反应温度为65～80℃。

4.根据权利要求1所述的制备醛或酮的方法，其特征在于：所述TEMPO或其衍生物、所述铁盐催化剂、助催化剂、底物醇和氧气的摩尔比优选为2～4∶4～8∶4～8∶100∶50～150。

5.根据权利要求1所述的制备醛或酮的方法，其特征在于：所述醇底物选自伯醇、仲醇，其通式R¹C(OH)R²中，R¹为芳基、苄基、烷基、烯丙基或氢中的一种，R²为氢、芳基、苄基、烷基、烯丙基中的一种。

6.根据权利要求1所述的制备醛或酮的方法，其特征在于：所述醇底物在上述混合物(除气体外)中起始反应时的浓度范围为0.25～8摩尔/升。

7.根据权利要求1所述的制备醛或酮的方法，其特征在于：所述极性溶剂选自丙酮、甲乙酮、丁酮以及其它烷基酮、乙腈、乙酸乙酯、DMF、DMSO中的一种或多种。

8.根据权利要求1所述的制备醛或酮的方法，其特征在于：所述TEMPO衍生物选自4-羟基TEMPO、4-乙酰基TEMPO或4-乙酰氨基TEMPO中的一种或多种。

9.根据权利要求1所述的制备醛或酮的方法，其特征在于：所述铁盐催化剂选自FeCl3、FeCl2·4H2O、Fe(NO3)3·9H2O中的一种或多种。

10.一种通过氧气连续氧化制备醛或酮的设备，包括依次串联的第一微混合器、第二微混合器、微反反应器，所述微反应器上还设置有为微换热器，第二微混合器设置有供氧气进入的管道，还包括第一泵体和第二泵体，所述第一泵体与第一微混合器联通，第二泵体与第一微混合器联通或与第二微混合器联通。