CN104478679A

CN104478679A - γ,δ-高级不饱和酮的制备工艺及提纯方法

Info

Publication number: CN104478679A
Application number: CN201410671064.4A
Authority: CN
Inventors: 张留升; 马啸; 胡水涛; 梁百安; 王正帅; 林波; 肖桂春
Original assignee: SHANDONG XINHECHENG PHARMACEUTICAL CO Ltd; Zhejiang NHU Co Ltd
Current assignee: SHANDONG XINHECHENG PHARMACEUTICAL CO Ltd; Zhejiang NHU Co Ltd
Priority date: 2014-11-21
Filing date: 2014-11-21
Publication date: 2015-04-01
Anticipated expiration: 2034-11-21
Also published as: CN104478679B

Abstract

本发明公开了一种γ,δ-高级不饱和酮的制备工艺，包括加入不饱和醇与有机铝催化剂、加入乙酰乙酸烷基酯、反应和减压蒸馏步骤，在-0.06～0.0Mpa压力条件下，选用有机铝作催化剂，反应的选择性大于99.5%，转化率大于98%，对应产物收率大于95%。制备的产品经提纯工艺，最终产品纯度大于99.5%，回收率大于99%，脚料率小于0.5%。

Description

γ,δ-高级不饱和酮的制备工艺及提纯方法

技术领域

本发明具体涉及一种γ,δ-高级不饱和酮的制备工艺及其提纯方法，属于化合物合成领域。

背景技术

Carroll反应是指烯丙醇或炔丙醇在有机铝化合物存在下，同乙酰乙酸酯或双乙烯酮生成γ，δ-高级不饱和酮的碳链延长反应：

自二十世纪五十年代开始，此反应已广泛用于工业化制备萜烯类。

已知许多其他专利介绍了该反应的不同反应方法：

US2628250，US2660608，GB788301揭示了高级不饱和醇和双乙烯酮反应制备γ，δ-高级不饱和酮。此方法因双乙烯酮为剧毒品，运输、操作具有高危性，不适合工业化生产。

US3574715揭示了一种以甲基丙烯基醚为原料，在催化剂作用下与高级不饱和醇反应制备γ，δ-高级不饱和酮的方法，此法缺点：原料价格昂贵，受反应条件制约，生产成本较高。

CN102115437A揭示了一种在组合碱催化剂作用下发生Carroll反应制备γ，δ-高级不饱和酮的新方法。对于工业应用，此方法的产率是不令人满意的。伴随着较低转化率，导致时空产率较低，带来相关的附加费用，因此这有相当大的缺陷。

CN1218792A,CN1173917C提示了一种新型催化剂制备γ，δ-高级不饱和酮的方法，及CN1251832A涉及一种连续制备不饱和酮的方法；此法改进以前间歇生产工艺，实现反应连续化，但催化剂制备原料价格昂贵，生产成本较高。

DE2928944介绍一种“中间沸点溶剂”，提高该反应产物产率。此法缺点是时空产率较低，带来相关附加费用，造成资源浪费，成本上升。

目前制备方法产率和反应时间是不令人满意的，其缺点：

1、受反应条件制约，在反应过程中，因为低分子醇及有机铝存在，发生米尔文-庞道夫-沃来还原反应生成醇，此产物是我们不想要的。

2、过量的乙酰乙酸酯在高温及有机铝存在下很容易发生分解生成副产物脱氢乙酸，导致催化剂失活及堵塞管道。

发明内容

为解决以上技术问题，本发明提供一种γ,δ-高级不饱和酮的制备工艺及提纯方法，实现以下发明目的：可以实现间歇或连续化进行；反应几乎无任何副反应发生，副产物少；选择性、转化率和产物收率高；经精馏提纯后的产物纯度高。

为达到上述发明目的，本发明采用的技术方案：

一种γ,δ-高级不饱和酮的制备工艺，包括以下步骤：加入不饱和醇与有机铝催化剂、加入乙酰乙酸烷基酯、反应和减压蒸馏。

以下是对上述技术方案的进一步改进：

所述加入不饱和醇与有机铝催化剂步骤，在-0.06～0.0Mpa压力条件下，将不饱和醇与有机铝催化剂加入到反应器中。

所述加入乙酰乙酸烷基酯步骤，当温度升至115-125℃时，开始滴加乙酰乙酸乙酯，控制速度4-4.5h滴完。

所述反应步骤，反应温度160-180℃，保温反应3h。

所述减压蒸馏步骤，压力-0.1～-0.95Mpa，温度150-170℃。

反应体系中乙酰乙酸烷基酯与不饱和醇的摩尔比为0.8-2.0:1；不饱和醇与有机铝催化剂的摩尔比为20-50:1。

采用该制备工艺，基于醇的选择性大于99.5%，转化率大于98%，对应产物收率大于95%。

一种γ,δ-高级不饱和酮的提纯工艺，包括以下步骤：调温、酸洗、第一分层器分离、碱洗、第二分层器分离、水洗、第三分离器分离和精馏。

所述调温步骤，是将馏出物进行初步换热，温度要求50-80℃；所述酸洗步骤，在酸洗塔内的停留时间大于0.5h，不饱和酮进料量与酸水进料量的体积比为1-10:1。

所述碱洗步骤：从第一分离器出来不饱和酮，通过酸洗后不饱和酮进料口（5）进入碱洗塔，与来自碱水进料口（2）的碱水在萃取塔的内部件中进行萃取洗涤，洗涤温度要求50-80℃，碱洗塔应具有10-50块塔盘，酸洗后不饱和酮液进料量与碱水进料量的体积比为1-10:1。

所述水洗步骤：碱洗后的不饱和酮通过碱洗后不饱和酮进料口（6）进入水洗塔，与来自水进料口（3）的恒温水在萃取塔的内部件中进行萃取洗涤，洗涤温度要求50~80℃，不饱和酮在水洗塔内的停留时间大于0.5h，碱洗后不饱和酮进料量与水进料量的体积比为1-10:1。

采用该提纯工艺，制得的产品纯度大于99.5%，回收率大于99%，脚料率小于0.5%。

采用本发明技术，与现有技术相比，具有以下优点：

1、可以实现间歇或连续化进行；

2、反应几乎无任何副反应发生，副产物少；

3、基于醇的选择性大于99.5%，转化率大于98%，对应产物收率大于95%；

4、使用本发明的制备方法及提纯工艺，可有效的应用至制备异植物醇所需的酮，例如香叶基丙酮、法尼基丙酮、6,10-二甲基-5-十一烯-2-酮，6，10,14-三甲基-5-十五碳烯-2-酮及6-甲基-5-庚烯-2-酮，具有高产率和时空转化率，并且纯度大大提升。经精馏提纯后的产品纯度大于99.5%，回收率大于99%，脚料率小于0.5%。

附图说明：

图1是本发明实施例中提纯方法的流程图。

1-酸水进料口；2-碱水进料口；3-水进料口；4-不饱和酮进料口；5-酸洗后不饱和酮进料口；6-碱洗后不饱和酮进料口；7-酸洗后不饱和酮出料口；8-碱洗后不饱和酮出料口；9-水洗后不饱和酮出料口；10-第一分层器；11-第二分层器；12-第三分层器；13-酸洗塔；14-碱洗塔；15-水洗塔。

具体实施方式

以下实施例用于说明本发明而不限制本发明。

一种γ,δ-高级不饱和酮的制备工艺，包括以下步骤：

在-0.06～0.0Mpa压力下，优选-0.06～-0.04Mpa条件下，将不饱和醇与有机铝催化剂加入到反应器中，控制流量往该混合物中加入定量乙酰乙酸烷基酯，将温度调节为120-200℃，优选160-180℃。

其中乙酰乙酸烷基酯与不饱和醇的摩尔比为0.8-2.0:1，优选0.9-1.2。

反应体系不饱和醇与有机铝催化剂的摩尔比为20-50:1，优选30-40:1。

本发明使用的不饱和醇沸点要高于反应温度。当使用沸点低于160℃的不饱和醇时，Carroll反应需添加定量高沸点溶剂；或者改变进料方式，即将乙酰乙酸烷基酯同有机铝混合后，定量滴加不饱和醇，优选后者。

反应完母液进一步蒸馏处理，优选-0.1～-0.95Mpa，温度调节至150-170℃。

催化剂能回收套用，套用后反应体系不饱和醇与有机铝催化剂的摩尔比为20-50:1，优选30-40:1。

该工艺可以间歇或连续化进行。

反应几乎无任何副反应发生，基于醇的选择性大于99.5%，转化率大于98%，对应产物收率大于95%。

实施例1：制备香叶基丙酮（6,10-二甲基-5-十一碳二烯-2-酮）

一种香叶基丙酮的制备方法，包括以下步骤：

a、加入不饱和醇与有机铝催化剂

向带有蒸馏装置的反应器中，加入二氢芳樟醇（154.0g，1.0mol）和2.88g异丙醇铝，压力调节至-0.05Mpa,搅拌升温。

b、加入乙酰乙酸烷基酯

当温度升至120℃，开始滴加乙酰乙酸乙酯（157.2g，1.2mol）,控制速度4h滴完。

c、反应

滴加结束，升温至160℃，保温反应3h。

d、减压蒸馏

转移低沸点组分后进行减压蒸馏，截取温度和压力分别为55-70℃/60pa的主馏分202.3g。

基于不饱和醇的选择性99.5%，转化率98.2%，产物收率97.9%，制备的香叶基丙酮的GC纯度92.5%。

对比实施例：

制备香叶基丙酮（6,10-二甲基-5-十一碳二烯-2-酮）：

向带有蒸馏装置的反应器中，加入二氢芳樟醇（154.0g，1.0mol）和2.88g异丙醇铝，采用常压氮气保护下,搅拌升温。当温度升至120℃，开始滴加乙酰乙酸乙酯（157.2g，1.2mol）,控制速度4h滴完。滴加结束，升温至160℃，保温反应3h。转移低沸点组分后进行减压蒸馏，得55-70℃/60pa主馏分198.6g（香叶基丙酮GC纯度92.1%）,收率93.3%。

重复对比实施例同样方法反应5批，反应数据如下：

由对比实施例可以看出，反应压力采用-0.05Mpa的压力时，产物的收率和纯度均比采用常压时高。

实施例2：制备香叶基丙酮（6,10-二甲基-5-十一碳二烯-2-酮）

a、加入不饱和醇与有机铝催化剂

向带有实施例1的蒸馏残液反应器中，加入二氢芳樟醇（154.0g，1.0mol）和0.96g异丙醇铝，压力调节至-0.05Mpa，搅拌升温。

b、加入乙酰乙酸烷基酯

c、反应

滴加结束，升温至160℃，保温反应3h。

d、减压蒸馏

转移低沸点组分后进行减压蒸馏，得55-70℃/60pa的主馏分208.4g。

基于不饱和醇的选择性99.5%，转化率98.2%，产物收率96.1%，制备的香叶基丙酮的纯度91.4%。

按照实施例2的工艺，催化剂回收套用6次，试验数据如下：

实施例3：制备6-甲基-5-庚烯-2-酮

一种制备6-甲基-5-庚烯-2-酮的方法，包括以下步骤：

a、加入不饱和醇与有机铝催化剂

向带有蒸馏装置的反应器中，加入乙酰乙酸乙酯（235.8g，1.8mol）和5.76g异丙醇铝，压力调节至-0.04Mpa，搅拌升温。

b、加入乙酰乙酸烷基酯

当温度升至120℃，开始滴加异戊烯醇（176g，2.0mol）,控制速度4h滴完。

c、反应

滴加结束，升温至160℃，保温反应3h。

d、减压蒸馏

转移低沸点组分后进行减压蒸馏，得25-55℃/60pa主馏分249.3g。

基于不饱和醇的选择性99.6%，转化率98.3%，产物收率95.8%，制备的甲基庚烯酮的纯度94.2%。

实施例4：制备6-甲基-5-庚烯-2-酮

一种制备6-甲基-5-庚烯-2-酮的方法，包括以下步骤：

a、加入不饱和醇与有机铝催化剂

向带有实施例3的蒸馏残液反应器中，加入乙酰乙酸乙酯（235.8g，1.8mol）和1.92g异丙醇铝，压力调节至-0.04Mpa,搅拌升温。

b、加入乙酰乙酸烷基酯

c、反应

滴加结束，升温至160℃，保温反应3h。

d、减压蒸馏

转移低沸点组分后进行减压蒸馏，得25-55℃/60pa主馏分257.5g。

基于不饱和醇的选择性99.6%，转化率98.4%，产物收率95.3%，制备的甲基庚烯酮的GC纯度93.4%。

同样方法套用6次，反应数据如下：

一种γ,δ-高级不饱和酮的提纯方法：

经过蒸馏后馏分在50-80℃，优选60-70℃条件下进行萃取洗涤，洗涤过程分为酸洗、碱洗、水洗三步洗涤，洗涤方式可采用釜式间歇、釜式连续、塔式连续或者釜式-塔式连续。本发明优选三塔连续洗涤方式，各塔停留时间0.5h以上效果最佳。

如附图1所示，包括以下步骤：

a、调温

将馏出物进行初步换热，温度要求50-80℃，优选60-70℃。

b、酸洗

然后通过不饱和酮进料口（4）进入酸洗塔（13），与来自酸水进料口（1）的酸水在萃取塔的内部件中进行萃取洗涤，结果是不饱和酮经过塔的内部部件由塔底上升至塔顶，部分有机铝经过酸水反应破坏，最终达到一个有利的动态平衡。

保证塔体温度均衡是有力的。

另外，如果使用具有高效停留时间的塔盘，例如库尼塔或者有关类型的塔，保证停留时间0.5h以上是有利的。

经试验，其中酸洗塔应具有10-50块塔盘，优选20-40块塔盘。

在该情况下，有利的是酸水做连续相进行操作，不饱和酮进料量与酸水的进料量体积比为1-10:1，优选1-2:1时反应效果最好。

c、第一分层器分离

洗涤后不饱和酮经过酸洗后不饱和酮出料口（7）排出塔外，有利的是进入第一分层器（10）进行深度分离，在下述工艺条件下是特别有利的，即在洗涤后加一分层器充分保证洗涤后分离时间约3h。

d、碱洗

从第一分离器出来的经过酸洗和分离器分离后的不饱和酮，通过酸洗后不饱和酮进料口（5）进入碱洗塔（14），与来自碱水进料口（2）的碱水在萃取塔的内部件中进行萃取洗涤，洗涤温度要求50-80℃，优选60-70℃。

其中碱洗塔应具有10-50块塔盘，优选20-40块塔盘。

在该情况下，有利的是碱水做连续相进行操作，酸洗后不饱和酮液进料量与碱水进料量体积比为1-10:1，优选1-2:1时碱洗效果最好。

e、第二分层器分离

当碱洗后不饱和酮经过碱洗后不饱和酮出料口（8）排出塔外，有利的是经过第二分层器（11）进行深度分离。

试验证明，如果在如下情况下效果最好，即在洗涤后加一分层器充分保证洗涤后分离时间约3h。

f、水洗

从第二分层器出来的经过碱洗和分层器分离后的不饱和酮通过碱洗后不饱和酮进料口（6）进入水洗塔（C），与来自水进料口（3）的恒温水在萃取塔的内部件中进行萃取洗涤，洗涤温度要求50~80℃，优选60~70℃，结果是不饱和酮经过塔的内部部件由塔底上升至塔顶，与连续水相进行传质。

如果使用具有高效停留时间的塔盘，例如库尼塔或者有关类型的塔，保证停留时间0.5h以上是有利的。

其中洗涤塔应具有10-50块塔盘，优选20-40块塔盘。

在该情况下，有利的是水做连续相进行操作，碱洗后不饱和酮进料量与水的体积比为1-10:1，优选1-2:1时效果最好。

g、第三分层器分离

当洗涤后不饱和酮经过水洗后不饱和酮出料口（9）排出塔外，有利的是经过第三分层器（12）进行深度分离，然后进入精馏塔进行精馏。

试验证明，如果在如下情况下是特别有利的，即在洗涤后加一分层器充分保证洗涤后分离时间约3h。

h、精馏

在精馏塔进行精馏制得成品。

使用本发明的工艺方法及提纯工艺，可有效的应用到制备异植物醇所需的酮，如香叶基丙酮、法尼基丙酮、6,10-二甲基-5-十一烯-2-酮、6，10,14-三甲基-5-十五碳烯-2-酮及6-甲基-5-庚烯-2-酮，产率和时空转化率高，并且制备的最终产物的纯度大大提高。

实施例5：

取实施例1主馏分150g进行洗涤提纯处理。依次将酸洗塔、碱洗塔、水洗塔灌满连续相酸水、碱水、水，开启搅拌，升温至60-70℃。开启进料泵，进料体积配比（有机相：水相=1-2:1）保持稳定，酸洗后不饱和酮经分层后泵至碱洗塔，碱洗后不饱和酮经分层后泵至水洗塔，水洗完毕分出有机相进行精馏，得110-140℃/300pa主馏分138.2g。

经精馏后的香叶基丙酮纯度99.5%，回收率99.11%，脚料率0.5%。

对比实施例：

取实施例1主馏分150g不经过酸洗、碱洗和水洗，直接进行精馏提纯处理，得110-140℃/300pa主馏分139.4g。经精馏后的香叶基丙酮GC纯度仅达98.5%，回收率97.48%，脚料率0.8%。

由实施例如中的对比试验可以看出，经过酸洗、碱洗和水洗步骤，精馏后的产品纯度，与直接进行精馏相比，产品的纯度、回收率大大提高，脚料率大大下降。

上述结果说明了本发明有效性，当然，以上所述的实施例，只是本发明的较佳实施例的代表，并非来限制本发明实施范围，故凡依本发明申请专利范围所述的工艺步骤所作的等效变化或修饰，均包括于本发明申请专利范围内。

Claims

1.一种γ,δ-高级不饱和酮的制备工艺，其特征在于：包括以下步骤：加入不饱和醇与有机铝催化剂、加入乙酰乙酸烷基酯、反应和减压蒸馏。

2.如权利要求1所述的一种γ,δ-高级不饱和酮的制备工艺，其特征在于：所述加入不饱和醇与有机铝催化剂步骤，在-0.06～0.0Mpa压力条件下，将不饱和醇与有机铝催化剂加入到反应器中。

3.如权利要求1所述的一种γ,δ-高级不饱和酮的制备工艺，其特征在于：所述加入乙酰乙酸烷基酯步骤，当温度升至115-125℃时，开始滴加乙酰乙酸乙酯，控制速度4-4.5h滴完。

4.如权利要求1所述的一种γ,δ-高级不饱和酮的制备工艺，其特征在于：所述反应步骤，反应温度160-180℃，保温反应3h。

5.如权利要求1所述的一种γ,δ-高级不饱和酮的制备工艺，其特征在于：所述减压蒸馏步骤，压力-0.1～-0.95Mpa，温度150-170℃。

6.如权利要求1所述的一种γ,δ-高级不饱和酮的制备工艺，其特征在于：反应体系中乙酰乙酸烷基酯与不饱和醇的摩尔比为0.8-2.0:1；不饱和醇与有机铝催化剂的摩尔比为20-50:1。

7.如权利要求1所述的一种γ,δ-高级不饱和酮的制备工艺，其特征在于：采用该制备工艺，基于醇的选择性大于99.5%，转化率大于98%，对应产物收率大于95%。

8.如权利要求1所述的一种γ,δ-高级不饱和酮的提纯工艺，其特征在于：包括以下步骤：调温、酸洗、第一分层器分离、碱洗、第二分层器分离、水洗、第三分层器分离和精馏。

9.如权利要求8所述的一种γ,δ-高级不饱和酮的提纯工艺，其特征在于：所述调温步骤，是将馏出物进行初步换热，温度要求50-80℃；所述酸洗步骤，在酸洗塔内的停留时间大于0.5h，不饱和酮进料量与酸水进料量的体积比为1-10:1。

10.如权利要求8所述的一种γ,δ-高级不饱和酮的提纯工艺，其特征在于：所述碱洗步骤：从第一分离器出来不饱和酮，通过酸洗后不饱和酮进料口（5）进入碱洗塔，与来自碱水进料口（2）的碱水在萃取塔的内部件中进行萃取洗涤，洗涤温度要求50-80℃，碱洗塔应具有10-50块塔盘，酸洗后不饱和酮液进料量与碱水进料量的体积比为1-10:1。

11.如权利要求8所述的一种γ,δ-高级不饱和酮的提纯工艺，其特征在于：所述水洗步骤：碱洗后的不饱和酮通过碱洗后不饱和酮进料口（6）进入水洗塔，与来自水进料口（3）的恒温水在萃取塔的内部件中进行萃取洗涤，洗涤温度要求50~80℃，不饱和酮在水洗塔内的停留时间大于0.5h，碱洗后不饱和酮进料量与水进料量的体积比为1-10:1。

12.如权利要求1所述的一种γ,δ-高级不饱和酮的提纯工艺，其特征在于：采用该提纯工艺，制得的产品纯度大于99.5%，回收率大于99%，脚料率小于0.5%。