【０００１】
【発明の属する技術分野】
本発明は、シクロプロピルメタノール（シクロプロピルカルビノール）を酸性の不均質系触媒で異性体化し、シクロブタノールに変え、引続きこのシクロブタノールを触媒により脱水素化することにより、シクロブタノンを製造するための塩不含の方法に関する。
【０００２】
【従来の技術】
シクロブタノンは、有機化学において、殊に例えば製薬作用物質のための作用物質合成において重要で魅力的な中間生成物である。
【０００３】
シクロブタノールへのシクロプロピルメタノールの変換および引続く酸化によるシクロブタノンの製造は、刊行物において一般に公知の合成方法である（Ｏｒｇ． Ｓｙｎｔｈ． １９８１， ６０， ２０−２５）。
【０００４】
希釈された塩酸の存在でのシクロブタノールへのシクロプロピルメタノールの異性体化は、例えばＯｒｇ． Ｓｙｎｔｈ． １９８６， ６４， ５０−５６において記載されている。この方法は、強い希釈（シクロプロピルメタノール：希塩酸の質量比＝１：１２）においてのみ望ましいシクロブタノールを供給する。後処理のために、全体の酸は、中和され、水相は、付加的に塩化ナトリウムで飽和され、次に初めてジエチルエーテルで中和される（収率５７％）。工業的な見地からは、この方法は、高い酸生成量ならびに僅かな空時収量のために余り好ましくはない。更に、塩酸を使用する場合には、塩素化された副生成物が形成され、この副生成物は、蒸留により実際には不可能であり（Ｃａｎ． Ｊ． Ｃｈｅｍ． １９８０， ５８ （１１）， １０７５−１０７９）、次の酸化工程で腐蝕および安定性の問題をまねく。よりいっそう高い濃度の塩酸を使用する場合には、塩素化された副生成物の含量が増加する。即ち、例えば米国特許第５９０５１７６号明細書には、シクロプロピルメタノールを３６％の塩酸と３５〜１２０℃の温度範囲内で反応させることによるシクロブチルクロリドの製造が記載されている。
【０００５】
シクロブタノンへのシクロブタノールの酸化のために記載された方法は、有機合成において常用の酸化剤を使用する。公知の酸化法の構成は、ドイツ連邦共和国特許第１９９１０４６４号明細書に記載されている。この場合には、一般に不均質系中での酸化が問題であり、その際、望ましいシクロブタノンは、最初に抽出または類似の方法によって単離されなければならない。この方法は、一般に、例えばＯｒｇ． Ｓｙｎｔｈ． １９８１， ６０， ２０−２５に記載のＣｒＯ３／蓚酸の使用の場合と同様に、高すぎる廃棄物量ならびに毒性の試薬による高すぎる負荷量を生じる。この方法においては、シクロプロピルメタノールの異性体化により得ることができる塩酸シクロブタノール水溶液の直接的な酸化が記載されている。シクロプロピルメタノール４９．５ｇ（シクロブタノン１４〜１６ｇ、収率３１〜３５％を生じる）の反応のためには、強酸のクロム含有排水約１．２ ｌの形成が許容されている。
【０００６】
ドイツ連邦共和国特許第１９９１０４６４号明細書には、同様に、シクロプロピルメタノールから出発してシクロブタノンを製造するための１工程での非連続的な方法が記載されており、この場合シクロプロピルメタノールは、最初に希塩酸で異性体化され、次にこの場合に得ることができる水溶液は、塩素漂白アルカリ液で酸化される。この方法は、必要とされる大量の希塩酸および塩素漂白アルカリ液のために、同様に著しい塩処理量および排水処理量を生じる（例２によれば、シクロブタノン６０ｇに対して排水約１６００ｇ）。更に、酸化の実施は、塩素漂白アルカリ液を用いて強酸の環境中で、反応混合物から発生される塩素の強化された形成をまねく。それに関連した安全技術的な問題および腐蝕に必然的な問題ならびに塩素化された副生成物の強化された形成は、前記方法を工業的な見地から殆んど魅力のないものにする。その上、ドイツ連邦共和国特許第１９９１０４６４号明細書の記載により製造されたシクロブタノンを用いての貯蔵試験の場合には、短時間で殊に強い塩素含有の装入量の場合に、顕著な分解ならびに材料の著しい変色が観察された。
【０００７】
【特許文献１】
米国特許第５９０５１７６号明細書
【特許文献２】
ドイツ連邦共和国特許第１９９１０４６４号明細書
【非特許文献１】
Ｏｒｇ． Ｓｙｎｔｈ． １９８１， ６０， ２０−２５
【非特許文献２】
Ｏｒｇ． Ｓｙｎｔｈ． １９８６， ６４， ５０−５６
【非特許文献３】
Ｃａｎ． Ｊ． Ｃｈｅｍ． １９８０， ５８ （１１）， １０７５−１０７９
【０００８】
【発明が解決しようとする課題】
従って、良好な空時収量ならびにできるだけ僅かな廃棄物負荷量で実施することができる、シクロプロピルメタノールから出発してシクロブタノンを製造する方法を見出すという課題が課された。更に、その上、できるだけ簡単な基準の転用ならびに連続的な処理の実施の可能性が望まれた。
【０００９】
【課題を解決するための手段】
ところで、意外なことに、全体で塩不含の方法において、シクロプロピルメタノールを酸性の不均質系触媒の存在で異性体化することによって、シクロブタノールを取得することができ、このシクロブタノールを不均質系触媒で脱水素化してシクロブタノンに変えることができることが見い出された。従って、本発明の対象は、シクロブタノンを製造するための塩不含の方法であり、この場合には、シクロプロピルメタノールは、酸性の不均質系触媒の存在で異性体化され、シクロブタノールに変えられ、引続きこのシクロブタノールは、不均質系触媒を用いて脱水素化される。
【００１０】
シクロプロピルメタノールの異性体化は、有利に溶剤中で行なわれ、この場合、水は、溶剤として特に有利である。シクロブタノールは、水性混合物から塩の添加なしに通常の抽出剤で単離されることができる。更に、特に抽出剤の蒸留による分離後に得られるシクロブタノールは、後精製もなく他の試薬または溶剤の添加もなしに不均質系触媒を用いてシクロブタノンに脱水素化することができ、反応抽出物は、熱的な分離作業、特に蒸留によって、場合により精製されることができる。
【００１１】
この方法は、非連続的または連続的に実施されることができる。
【００１２】
水性混合物の使用の場合および抽出の使用の場合には、抽出剤および水相の返送の可能性によって、抽出の後処理の後に排水および塩は、殆んど生じない。反応の際に形成される副生成物を除いて、助剤の使用によって廃棄物は生成されない。
【００１３】
更に、意外なことに、例えば、水性媒体中での異性体化の際に、エダクト混合物シクロプロピルメタノール／水中の含水量が最少化される場合であっても、反応の選択性は、強制的には劣悪にならないことが見出された。この場合には、プラスの効果として、むしろ空時収量の著しい改善が確認された。
【００１４】
異性体化のためには、酸性の不均質系触媒が使用される。殊に、酸性のイオン交換体樹脂および酸性の粘土鉱物を使用することができる。酸性のイオン交換体樹脂のための例としては、架橋されたスルホン化ポリスチレン、例えばＢＡＹＥＲ ＡＧ社のＬＥＷＡＴＩＴ Ｓ１０００（登録商標）が挙げられる。酸性の粘土鉱物のための例としては、酸性のモンモリロン石、例えばＳｕｅｄｃｈｅｍｉｅ ＡＧ社のＫＳＦ（登録商標）および他のＫ触媒が挙げられる。
【００１５】
触媒は、直接に懸濁液として攪拌容器中でシクロプロピルメタノールと接触されることができるかまたは有利に連続的方法で、反応媒体が貫流される触媒床（固定床）としての円筒状の加熱可能な容器中に導入されることができる。連続的な実施の変法は、攪拌釜の連続的に運転されるバイパス反応器として実施されることができるかまたは反応器として１回の通過または直接の通過で実施されることができる。特に好ましいのは、最後に述べた方法である。それというのも、連続的な方法の実施は、定義された滞留時間を可能にし、この滞留時間は、高い選択性を結果として生じるからである。
【００１６】
反応は、有利に５０〜１５０℃の温度、有利に７０〜１００℃の温度、殊に８５〜９５℃の温度で実施される。触媒を好ましい温度範囲に予め加熱することは、好ましく、この場合には、触媒床中で流入混合物の貫流の際にできるだけ軸線方向の温度勾配は発生しない。シクロブタノールを製造するための本発明による実施のためには、できるだけ高い選択性および収量を達成する目的で、反応帯域を去った後の生成物流の急速な冷却は、著しく重要である。
【００１７】
酸性の不均質系触媒は、問題なしに再使用可能である。
【００１８】
水性系中での異性体化の場合、シクロプロピルメタノール対水の比は、極めて広い範囲内で変動されることができる。しかし、経済的な視点から空時収量の最適化のために、できるだけ僅かな水を混合物中で使用することは、好ましい。従って、水対シクロプロピルメタノールの比は、６：１〜０．５〜１である。しかし、好ましくは、３：１〜１．３：１の水対シクロプロピルメタノールの比が使用される。
【００１９】
１つの好ましい連続的な運転形式において、（使用されるシクロプロピルメタノールに対して）シクロプロピルメタノール０．０１〜２ ｌ・ｈ−１・触媒ｌ−１の触媒の負荷量は、最適な収量および選択性で実現されうる。この方法にとって好ましい触媒負荷量は、シクロプロピルメタノール０．０５〜１ ｌ・ｈ−１・触媒ｌ−１である。
【００２０】
水とシクロプロピルメタノールとからなる均質系混合物として水が存在する場合にエダクト混合物が反応帯域に供給された後に、本発明による方法によりシクロブタノールが形成されるが、しかし、このシクロブタノールは、水と無制限には混合不可能であり、一部分は、有機相として水から分離される。実質的な理由から、２相の生成物混合物は、直接に次の抽出段階で使用され、それというのも、水相には、著しく価値のある生成物量が溶解されているからである。選択的に、水相は、新規のシクロプロピルメタノールとの衝突の後に前記混合物を改めて反応帯域に供給することにより、再循環されてもよい。
【００２１】
反応混合物からの価値のある生成物の抽出は、抽出の公知方法により行なうことができ、この場合には、明らかに目的生成物の沸点からずれている沸点を有する通常の抽出剤が有利に使用可能である。従って、使用された抽出剤の沸点は、有利に１００℃未満であるかまたは１３０℃を上廻る。例として、エーテル、例えばジエチルエーテル、メチル−第三ブチルエーテル、ブチルエチルエーテルおよびジイソプロピルエーテル、エステル、例えばエチルアセテートおよびメチルアセテート、脂肪族炭化水素および環状脂肪族炭化水素、例えばペンタン、ヘキサンおよびシクロヘキサン、芳香族炭化水素、例えばベンゼンおよびトルエンならびにハロゲン化炭化水素、例えばジクロロメタンおよびクロロホルムが挙げられる。しかし、ハロゲン化された抽出剤の使用は、余り好ましくはない。それというのも、できるだけハロゲン化化合物は、反応媒体と接触すべきではないからである。
【００２２】
水に対する価値のある生成物の好ましい密度差のために、水相を塩での抽出前に飽和することは、不要である。特に好ましいのは、メチル−第三ブチルエーテル（ＭＴＢＥ）を用いての抽出である。抽出剤の分離後に生じるシクロブタノール粗製生成物は、運転形式に応じてシクロブタノール５０〜７０％、３−ブテン−１−オール５〜１０％ならびに高沸点の副生成物を含有する。この混合物は、蒸留により後処理されてもよいし、好ましくは直接に次の脱水素化工程に使用されてもよい。粗製生成物の蒸留によって、シクロブタノールは、９５％を上廻る純度で得ることができ、それ自体として使用されることができる。しかし、実地においては、蒸留残留物を、例えばロータリーエバポレーターまたは短路蒸発装置での１回の蒸留によって高沸点の副成分から分離することは、有利であることが証明された。こうして、７０〜８０％のシクロブタノールの純度を達成することができる。
【００２３】
抽出剤ならびに水相は、問題なしに再び使用可能である。
【００２４】
シクロブタノンへのシクロブタノールの脱水素化は、一般に不均質系脱水素化触媒上、特に銅およびクロムを含有する触媒上で行なわれる。触媒は、金属酸化物を促進剤として含有する。殊に、酸化バリウムまたは酸化マンガンの使用は、有利であることが証明された。触媒は、担体不含で使用されてもよいし、例えば担持材料としての酸化アルミニウムまたは酸化珪素の存在で使用されてもよい。
【００２５】
シクロブタノールおよびシクロブタノンの熱的不安定性ならびにシクロブタノンの傾向のために、バイヤー−ヴィリガー酸化（Ｂａｙｅｒ−Ｖｉｌｌｉｇｅｒ−Ｏｘｉｄａｔｉｏｎ）によりγ−ブチロラクトンにさらに反応させるという酸化条件下で、必要とされる高い温度で良好な選択性および収量で反応が成果を収めることは、驚異的なことである。また、所定の条件下（高い温度、活性触媒の存在）で第１の処理工程において得られた生成物混合物の使用が成果を収めるように実施可能であることは、驚異的なことである。
【００２６】
脱水素化は、有利に気相反応において、先に蒸発されたシクロブタノール粗製生成物を窒素流中に移行させることによって、加熱された炉中の触媒固定床上で実施される。また、シクロブタノール粗製生成物を触媒床上に直接に滴下することは、可能である。溶剤を用いての希釈は、不要である。生成物混合物は、反応帯域からの退出後、冷却され、有利に直接に蒸留に供給される。早期の後処理は、不要である。
【００２７】
選択的な方法の実施において、粉末状化された触媒は、高沸点媒体（例えば、ホワイト油）中で懸濁され、加熱される。次に、この触媒懸濁液中には、浸漬管を介してシクロブタノール粗製生成物が供給され、形成された生成物混合物は、蒸留ブリッジを介して留去される。この塔底相方法は、装置的理由から好ましい。それというのも、この塔底相方法は、普通の攪拌釜中で実施されることができるからである。しかし、変換率および空時収量の点で、気相法と比較して一般に劣る。
【００２８】
触媒は、直接に反応において使用されることができる。例えば、水素を用いての活性化は、不要である。また、反応の間に触媒の不活性化のためにシクロブタノール粗製生成物を水素または水蒸気と混合することは、不要である。
【００２９】
触媒は、再び使用されることができる。
【００３０】
気相反応は、好ましくは、１８０〜３５０℃の温度で実施される。好ましい方法の実施形式において、脱水素化は、２２０〜２８０℃の温度範囲内で実施される。更に、反応は、好ましくは常圧または僅かな過圧ないし有利に約３バールまでで実施される。
【００３１】
気相脱水素化の場合、触媒の負荷量（ＬＨＳＶ）は、（シクロブタノール粗製生成物に対して液状で）０．１〜５．０ ｌ・ｈ−１・触媒ｌ−１の範囲内で調節されることができる。好ましい運転形式の場合には、触媒の負荷量は、０．２〜４ ｌ・ｈ−１・触媒ｌ−１の範囲内にあり、特に好ましい運転形式の場合には、触媒の負荷量は、０．３〜３ ｌ・ｈ−１・触媒ｌ−１の範囲内にある。
【００３２】
脱水素化で得られる生成物混合物は、使用物質の組成に応じて、特にシクロブタノン約６０〜６５％を含有し、ならびに反応の完全性に応じて残留シクロブタノール０〜約１０％を含有する。副生成物スペクトルの組成は、出発物質の副生成物に関連する組成に対して僅かにのみ変化する。副生成物としての異性体化において形成される３−ブテン−１−オールは、高い選択性でブチルアルデヒドに変換され、このブチルアルデヒドは、蒸留により良好に分離可能である。γ−ブチロラクトンは、脱水素化の際にごく僅かな程度でのみ形成される（２％未満）。脱水素化の場合には、使用されたシクロブタノールに対して９０％までの収率が達成される。
【００３３】
生成物混合物を蒸留することによって、シクロブタノンは、９９％を上廻る純度で得ることができる。
【００３４】
また、この方法は、原則的にアルキル置換されたシクロブタノンの製造のためならびに大きな環を有する環式ケトン（例えば、シクロペンタノン、シクロヘキサノン）の製造のために適している。
【００３５】
出発物質のシクロプロピルメタノールは、例えばシクロプロパンカルボン酸メチルエステル（ドイツ連邦共和国特許出願公開第３５３８１３２号明細書）またはシクロプロパンカルボアルデヒド（欧州特許出願公開第０７９４１６６号明細書）の水素化によって得ることができる。
【００３６】
【実施例】
以下に記載された例は、本発明を詳説するが、しかし、これに限定されるものではない：
例１（循環路運転形式）：
シクロプロピルメタノール１００ｇ（１．４モル）と脱イオン水３７０ｇとからなる混合物を、貯蔵容器（加熱されていない）から予熱帯域（約７５℃）を介して下方から、ＬＥＷＡＴＩＴ Ｓ１０００（登録商標）２１６ｇ（Ｈ＋形）および脱イオン水１９０ｇで充填されている加熱可能な０．５ｍの塔にポンプ輸送する（速度約３００ｍｌ／ｈ）。塔内の温度は、９０〜９５℃である。塔からの退出後、反応混合物は、再び貯蔵容器中に返送される。約８時間の反応時間後、変換率は、９９％よりも大きく、反応は、終結される。反応混合物を完全に塔から排出し、メチル−第三ブチルエーテル（ＭＴＢＥ、約３６０ｇ）でパーホレーター中で抽出する。ロータリーエバポレーターでＭＴＢＥを分離した後、ロータリーエバポレーター残留物８７ｇを得ることができる（シクロブタノール含量：７０％、収率：６２％）。
【００３７】
例２（１回の通過）：
シクロプロピルメタノール１００ｇ（１．４モル）と脱イオン水２８０ｇとからなる混合物を、貯蔵容器から例１に記載された、イオン交換体で充填された塔（早期の水供給なしに）にポンプ輸送する（速度約２００ｍｌ／ｈ）。生成物混合物を塔の頭頂部から取出し、直接に上記の記載と同様に抽出に供給する。反応の終結後、なお水１５０ｇを塔の洗浄のためにさらにポンプ輸送する。洗浄水を同様に抽出に供給する。ＭＴＢＥの分離後、残留物をロータリーエバポレーター上に得ることができる（シクロブタノール含量：７０％。収率：６０％）。
【００３８】
例３（１回の通過）：
二重壁の円筒状の９ ｌのガラス容器をＬＥＷＡＴＩＴ Ｓ１００（登録商標）（Ｈ＋形）で充填し、両側をフリットによって閉鎖する。過剰の体積を減少させるために、触媒床の上端とガラス容器の上端との間に生じる空隙をガラス玉で充填する。触媒床を外側から二重ジャケットによって熱担体液体（シリコーン油）を用いて加熱する（触媒床中での温度９０〜９５℃）。シクロプロピルメタノール１．５ｋｇ（２０．８５モル）と水４．２ｋｇとからなる混合物を、２ｋｇ／ｈの速度で下方から触媒床に導通する。生成物混合物を反応容器の上端から取出し、ＭＴＢＥで抽出する（４×３．６ｋｇ）。合わせた有機相をロータリーエバポレーターで蒸発濃縮する。粗製シクロブタノール１．２４ｋｇを得ることができる（シクロブタノール含量：６３％、収率：５１％）。
【００３９】
例４（１回の通過）：
例３に記載の装置中で、シクロプロピルメタノール１．５ｋｇ（２０．８５モル）と水２．１ｋｇとの混合物を反応させる（ポンプ輸送速度：２ｋｇ／ｈ）。得られた生成物混合物をＭＴＢＥで抽出し（３×３．０ｋｇ）、合わせた有機相をロータリーエバポレーターで蒸発濃縮する。粗製シクロブタノール１．２１ｋｇを得ることができる（シクロブタノール含量：６０％、収率：４９％）。
【００４０】
例５（塔底相脱水素化）：
パラフィン油９０ｇ中の触媒１０ｇ（Ｅｎｇｅｌｈａｒｄの型Ｃｕ−０２０２ Ｐ、Ｃｕ６７質量％およびＣｒ１２質量％を含有する）の懸濁液を蒸留ブリッジを備えた２５０ｍｌの反応フラスコ中で１６０℃に加熱する。塔底部中にシクロブタノール粗製生成物１０８ｇ（含量：７３％、１．１４モル）を導入管を備えた滴下漏斗を介して計量供給し、同時に蒸留ブリッジを介して留出物を取り出す。捕集された留出物をガスクロマトグラフィー分析毎に分析し、次に改めて触媒塔底部に導通する。４回の通過の後、７３％の平均的なシクロブタノン含量および１３％の残留シクロブタノール含量を有する留出物９２ｇを得ることができる（変換率：８５％、９８％を上廻る選択性）。
【００４１】
例６（気相脱水素化）：
触媒５０ｇ（型Ｈ１０４４、組成酸化銅約２７ｇ、酸化クロム約４ｇ、ＳｉＯ２上の酸化バリウム約５ｇ）で充填され、両端部でラシヒリングで閉鎖された石英ガラス管を、市販の電気加熱可能な実験室用管状炉中に導入し、温度を触媒帯域中で２００℃に調節する。前蒸発器によりシクロブタノール粗製生成物３０ｇ（含量約７３％、０．３モル）を蒸発させ、次に触媒上に導く（ＬＨＳＶ＝０．１８／ｈ）。触媒帯域からの退出後、反応混合物を冷却器により冷却し、冷却勾配中で捕集する。シクロブタノン５９％およびシクロブタノール１９％の組成を有する反応抽出物２７ｇを得ることができる（変換率：７７％、選択性：９６％）。
【００４２】
例７（気相脱水素化）：
例６に記載の試験装置（同じ触媒）中で、２５０℃で粗製シクロブタノール２５６ｇ（含量約７４％）を反応させる（ＬＨＳＶ＝０．３３／ｈ）。シクロブタノン６３％およびシクロブタノール１２％の平均的組成を有する反応抽出物２４３ｇを得ることができる（変換率：８４％、９８％を上廻る選択性）。１ｍのマルチフィル塔での生成物混合物の蒸留によって、９９％を上廻る純度を有するシクロブタノン１０２ｇ（沸点：９７〜９９℃、蒸留収率：６７％）を得ることができる。
【００４３】
例８（気相脱水素化）：
石英ガラス管を触媒５０ｇ（型Ｈ１０４４で７００℃でか焼した）で充填し、例７の記載と同様に実験室用管状炉中に導入する。次に、前記記載と同様に粗製シクロブタノール１３５ｇ（１．３モル）（含量７１％）を２５０℃で触媒上に導く（ＬＨＳＶ＝０．３３／ｈ）。シクロブタノン５８％およびシクロブタノール２．５％の平均的組成を有する反応抽出物１２７ｇを得ることができる（変換率：９７％、選択性：８２％）。
【００４４】
例９（気相脱水素化）：
石英ガラス管を触媒５０ｇ（型Ｈ１０４４で６５０℃でか焼した）で充填し、例７の記載と同様に実験室用管状炉中に導入する。次に、粗製シクロブタノール７７６ｇ（含量７１％）を２５０℃でガス状で触媒上に導く（ＬＨＳＶ＝０．３３／ｈ）。シクロブタノン６７％およびシクロブタノール５％の平均的組成を有する反応抽出物７１９ｇを得ることができる（変換率：９４％、選択性：９７％）。１ｍのマルチフィル塔での生成物混合物の蒸留によって、シクロブタノン３８０ｇ（９５％を上廻る純度、蒸留収率：８１％）を生じた。
【００４５】
例１０（気相脱水素化）：
石英ガラス管を触媒５０ｇ（型Ｈ１０４４で６５０℃でか焼した）で充填し、例７の記載と同様に実験室用管状炉中に導入する。次に、粗製シクロブタノール８７６ｇ（含量：７５％）を２５０℃でガス状で触媒上に導く（ＬＨＳＶ＝１．５ｈ−１）。シクロブタノン６７％およびシクロブタノール８％の平均的組成を有する反応抽出物８３２ｇを得ることができる（変換率：９０％、選択性：９７％）。１ｍのマルチフィル塔での生成物混合物の蒸留によって、シクロブタノン５１６ｇ（９５％を上廻る純度、蒸留収率：８０％）を生じた。[0001]
TECHNICAL FIELD OF THE INVENTION
The present invention provides a process for producing cyclobutanone by isomerizing cyclopropylmethanol (cyclopropylcarbinol) with an acidic heterogeneous catalyst, converting the cyclobutanol into cyclobutanol, and subsequently catalytically dehydrogenating the cyclobutanol. It relates to a salt-free method.
[0002]
[Prior art]
Cyclobutanone is an important and attractive intermediate in organic chemistry, in particular in active substance synthesis, for example for pharmaceutical active substances.
[0003]
The production of cyclobutanone by conversion of cyclopropylmethanol to cyclobutanol and subsequent oxidation is a synthesis method generally known in the literature (Org. Synth. 1981, 60, 20-25).
[0004]
Isomerization of cyclopropylmethanol to cyclobutanol in the presence of diluted hydrochloric acid is described, for example, in Org. Synth. 1986, 64, 50-56. This method provides the desired cyclobutanol only at strong dilution (weight ratio of cyclopropylmethanol: dilute hydrochloric acid = 1: 12). For work-up, the total acid is neutralized and the aqueous phase is additionally saturated with sodium chloride and then only for the first time with diethyl ether (57% yield). From an industrial point of view, this method is less preferred due to high acid production as well as low space-time yields. Furthermore, when hydrochloric acid is used, chlorinated by-products are formed, which are virtually impossible by distillation (Can. J. Chem. 1980, 58 (11), 1075-1079), leading to corrosion and stability problems in the next oxidation step. If higher concentrations of hydrochloric acid are used, the content of chlorinated by-products increases. Thus, for example, U.S. Pat. No. 5,905,176 describes the production of cyclobutyl chloride by reacting cyclopropyl methanol with 36% hydrochloric acid in a temperature range from 35 to 120.degree.
[0005]
The process described for the oxidation of cyclobutanol to cyclobutanone uses oxidants customary in organic synthesis. The construction of a known oxidation process is described in DE 199 10 465 A1. In this case, oxidation in a heterogeneous system is generally a problem, in which case the desired cyclobutanone must first be isolated by extraction or a similar method. This method is generally described, for example, in Org. Synth. 1981, 60, as in the case of use of CrO 3 / oxalic acid according to 20-25, resulting in too high loading due to too high waste and reagents toxicity. In this process, the direct oxidation of aqueous cyclobutanol hydrochloride, which can be obtained by isomerization of cyclopropylmethanol, is described. For the reaction of 49.5 g of cyclopropylmethanol (14 to 16 g of cyclobutanone, yielding 31 to 35%), the formation of about 1.2 l of a chromium containing wastewater of strong acid is allowed.
[0006]
German Patent DE 199 10 164 likewise describes a one-step, discontinuous process for the preparation of cyclobutanone starting from cyclopropylmethanol, wherein cyclopropylmethanol is The aqueous solution which is first isomerized with dilute hydrochloric acid and then obtained in this case is oxidized with an alkaline chlorine bleach solution. This process also produces significant salt and wastewater throughputs due to the large volumes of dilute hydrochloric acid and chlorine bleached alkali required (according to Example 2, about 1600 g of wastewater for 60 g of cyclobutanone). Further, performing the oxidation leads to enhanced formation of chlorine generated from the reaction mixture in a strong acid environment using chlorine bleached alkaline liquor. The associated safety and corrosion problems and the consequent problems of corrosion and the enhanced formation of chlorinated by-products make the process almost unattractive from an industrial point of view. In addition, in the case of storage tests with cyclobutanone prepared according to DE 199 104 465, in a short time, especially at high chlorine-containing charges, significant decomposition and degradation occur. Significant discoloration of the material was observed.
[0007]
[Patent Document 1]
US Pat. No. 5,905,176 [Patent Document 2]
German Patent No. 199110464 [Non-Patent Document 1]
Org. Synth. 1981, 60, 20-25
[Non-patent document 2]
Org. Synth. 1986, 64, 50-56
[Non-Patent Document 3]
Can. J. Chem. 1980, 58 (11), 1075-1079
[0008]
[Problems to be solved by the invention]
The task was therefore to find a process for producing cyclobutanone starting from cyclopropylmethanol, which can be carried out with good space-time yields and as little waste load as possible. Furthermore, it was desired to be able to divert the standard as simple as possible and to carry out a continuous process.
[0009]
[Means for Solving the Problems]
By the way, surprisingly, cyclobutanol can be obtained by isomerizing cyclopropyl methanol in the presence of an acidic heterogeneous catalyst in a salt-free method as a whole, and this cyclobutanol is converted It has been found that a homogeneous catalyst can be dehydrogenated and converted to cyclobutanone. Thus, the subject of the present invention is a salt-free process for producing cyclobutanone, in which cyclopropyl methanol is isomerized in the presence of an acidic heterogeneous catalyst and is converted to cyclobutanol. The cyclobutanol is subsequently dehydrogenated using a heterogeneous catalyst.
[0010]
The isomerization of cyclopropylmethanol is preferably carried out in a solvent, wherein water is particularly preferred as solvent. Cyclobutanol can be isolated from aqueous mixtures with conventional extractants without the addition of salts. Furthermore, cyclobutanol, obtained in particular after separation of the extractant by distillation, can be dehydrogenated to cyclobutanone using a heterogeneous catalyst without further purification and without the addition of other reagents or solvents, the reaction extract Can optionally be purified by thermal separation operations, in particular by distillation.
[0011]
The method can be performed discontinuously or continuously.
[0012]
In the case of the use of aqueous mixtures and in the case of the use of extraction, almost no effluent and no salts are formed after the work-up of the extraction, due to the possibility of returning the extractant and the aqueous phase. Except for by-products formed during the reaction, no waste is produced by the use of auxiliaries.
[0013]
Furthermore, it is surprising that, even when the water content in the educt mixture cyclopropylmethanol / water is minimized, for example during isomerization in aqueous media, the selectivity of the reaction is forced Was not found to be inferior. In this case, as a positive effect, a rather remarkable improvement in the space-time yield was confirmed.
[0014]
For the isomerization, acidic heterogeneous catalysts are used. In particular, acidic ion exchanger resins and acidic clay minerals can be used. Examples for acidic ion exchanger resins include cross-linked, sulfonated polystyrene, such as LEWATIT S1000® from BAYER AG. Examples for acidic clay minerals include acidic montmorillonite, such as KSF® from Suedchemie AG and other K catalysts.
[0015]
The catalyst can be contacted with cyclopropylmethanol directly in a stirred vessel as a suspension or, preferably, in a continuous manner, as a cylindrical bed as a catalyst bed (fixed bed) through which the reaction medium flows. It can be introduced into a possible container. A variant of the continuous operation can be implemented as a continuously operated bypass reactor of a stirred tank or can be implemented as a single pass or a direct pass as a reactor. Particularly preferred is the last-mentioned method. This is because the implementation of a continuous process allows a defined residence time, which results in a high selectivity.
[0016]
The reaction is preferably carried out at a temperature of 50 to 150 ° C., preferably at a temperature of 70 to 100 ° C., in particular at a temperature of 85 to 95 ° C. It is preferred to preheat the catalyst to a preferred temperature range, in which case as little as possible an axial temperature gradient occurs during the flow-through of the incoming mixture in the catalyst bed. For the practice according to the invention for producing cyclobutanol, the rapid cooling of the product stream after leaving the reaction zone is of great importance in order to achieve the highest possible selectivity and yield.
[0017]
Acidic heterogeneous catalysts can be reused without problems.
[0018]
In the case of isomerization in aqueous systems, the ratio of cyclopropylmethanol to water can be varied within a very wide range. However, from an economic point of view, it is preferable to use as little water as possible in the mixture to optimize the space-time yield. Thus, the ratio of water to cyclopropylmethanol is between 6: 1 and 0.5-1. However, preferably a ratio of water to cyclopropylmethanol of 3: 1 to 1.3: 1 is used.
[0019]
In one preferred continuous mode of operation, the catalyst loading of 0.01 to 2 l · h −1 · catalyst 1 −1 of cyclopropylmethanol (based on the cyclopropylmethanol used) is optimized for optimum yield and It can be realized with selectivity. The preferred catalyst loading for this process is 0.05 to 1 l · h −1 · catalyst 1 −1 cyclopropylmethanol.
[0020]
The cyclobutanol is formed by the process according to the invention after the educt mixture has been fed into the reaction zone when water is present as a homogeneous mixture of water and cyclopropylmethanol, but the cyclobutanol is , And are partly separated from water as an organic phase. For practical reasons, the two-phase product mixture is used directly in the next extraction stage, since a significant amount of product is dissolved in the aqueous phase. Alternatively, the aqueous phase may be recirculated after the collision with fresh cyclopropyl methanol by re-feeding the mixture to the reaction zone.
[0021]
The extraction of valuable products from the reaction mixture can be carried out by known methods of extraction, in which case conventional extractants having a boiling point which is clearly different from the boiling point of the desired product are advantageously used. It is possible. The boiling point of the extractant used is therefore advantageously below 100 ° C. or above 130 ° C. By way of example, ethers such as diethyl ether, methyl-tert-butyl ether, butyl ethyl ether and diisopropyl ether, esters such as ethyl acetate and methyl acetate, aliphatic and cycloaliphatic hydrocarbons such as pentane, hexane and cyclohexane, aromatic Group A hydrocarbons such as benzene and toluene and halogenated hydrocarbons such as dichloromethane and chloroform. However, the use of halogenated extractants is less preferred. This is because as far as possible the halogenated compounds should not come into contact with the reaction medium.
[0022]
Due to the favorable density difference of the valuable product relative to water, it is not necessary to saturate the aqueous phase before extraction with salt. Particularly preferred is extraction with methyl-tert-butyl ether (MTBE). The cyclobutanol crude product formed after separation of the extractant contains 50-70% of cyclobutanol, 5-10% of 3-buten-1-ol and high-boiling by-products, depending on the mode of operation. This mixture may be worked up by distillation or preferably used directly in the next dehydrogenation step. By distillation of the crude product, cyclobutanol can be obtained in a purity of more than 95% and can be used as such. In practice, however, it has proven advantageous to separate the distillation residue from the high-boiling secondary components, for example by means of a single distillation in a rotary evaporator or a short-path evaporator. In this way, a cyclobutanol purity of 70-80% can be achieved.
[0023]
The extractant as well as the aqueous phase can be used again without problems.
[0024]
The dehydrogenation of cyclobutanol to cyclobutanone is generally carried out on a heterogeneous dehydrogenation catalyst, in particular on a catalyst containing copper and chromium. The catalyst contains a metal oxide as a promoter. In particular, the use of barium oxide or manganese oxide has proven advantageous. The catalyst may be used without a support or, for example, in the presence of aluminum oxide or silicon oxide as support material.
[0025]
Due to the thermal instability of cyclobutanol and cyclobutanone and the tendency for cyclobutanone, good at the high temperatures required under the oxidizing conditions of further reaction to γ-butyrolactone by Bayer-Villiger-Oxidation The success of the reaction with high selectivity and yield is surprising. It is also surprising that under certain conditions (high temperature, presence of active catalyst) the use of the product mixture obtained in the first treatment step can be carried out successfully.
[0026]
The dehydrogenation is preferably carried out in a gas-phase reaction on a fixed catalyst bed in a heated furnace by transferring the previously evaporated cyclobutanol crude product into a stream of nitrogen. It is also possible to drop the cyclobutanol crude product directly onto the catalyst bed. Dilution with a solvent is not necessary. After exiting the reaction zone, the product mixture is cooled and is preferably fed directly to the distillation. No early post-processing is required.
[0027]
In an alternative method practice, the powdered catalyst is suspended in a high boiling medium (eg, white oil) and heated. The cyclobutanol crude product is then fed into the catalyst suspension via a dip tube, and the product mixture formed is distilled off via a distillation bridge. This bottom phase method is preferred for equipment reasons. This is because the bottom phase process can be carried out in a conventional stirred tank. However, they are generally inferior to the gas phase method in conversion and space-time yield.
[0028]
The catalyst can be used directly in the reaction. For example, activation using hydrogen is unnecessary. Also, it is not necessary to mix the cyclobutanol crude product with hydrogen or steam for deactivation of the catalyst during the reaction.
[0029]
The catalyst can be used again.
[0030]
The gas phase reaction is preferably carried out at a temperature between 180 and 350C. In a preferred mode of the process, the dehydrogenation is carried out in a temperature range from 220 to 280C. Furthermore, the reaction is preferably carried out at normal pressure or a slight overpressure up to advantageously about 3 bar.
[0031]
In the case of gas phase dehydrogenation, the catalyst loading (LHSV) is in the range of 0.1 to 5.0 l · h −1 · catalyst 1 −1 (in liquid form relative to the crude cyclobutanol product). Can be adjusted. In the case of the preferred mode of operation, the catalyst loading is in the range of 0.2 to 4 l · h −1 · catalyst 1 -1 ; 0.3 to 3 l · h −1 · catalyst 1 −1 .
[0032]
The product mixture obtained in the dehydrogenation contains, depending on the composition of the materials used, in particular from about 60 to 65% of cyclobutanone, and from 0 to about 10% of residual cyclobutanol, depending on the completeness of the reaction. The composition of the by-product spectrum varies only slightly with respect to the composition associated with the starting by-product. The 3-buten-1-ol formed in the isomerization as a by-product is converted with high selectivity to butyraldehyde, which can be well separated by distillation. γ-butyrolactone is formed only to a very small extent during dehydrogenation (less than 2%). In the case of dehydrogenation, yields of up to 90% with respect to the cyclobutanol used are achieved.
[0033]
By distilling the product mixture, cyclobutanone can be obtained with a purity of more than 99%.
[0034]
The process is also suitable in principle for the preparation of alkyl-substituted cyclobutanone as well as for the preparation of cyclic ketones with large rings (eg cyclopentanone, cyclohexanone).
[0035]
The starting material cyclopropylmethanol is obtainable, for example, by hydrogenation of cyclopropanecarboxylic acid methyl ester (DE-A 35 38 132) or cyclopropane carbaldehyde (EP-A-0 794 166). Can be.
[0036]
【Example】
The examples described below illustrate the invention but do not limit it:
Example 1 (circulation path operation type):
A mixture consisting of 100 g (1.4 mol) of cyclopropylmethanol and 370 g of deionized water is charged from the storage vessel (unheated) via a preheating zone (about 75 ° C.) from below with 216 g of LEWATIT S1000® Pump into a 0.5 m heatable column packed with (H + form) and 190 g of deionized water (rate about 300 ml / h). The temperature in the tower is 90-95 ° C. After exiting the column, the reaction mixture is returned to the storage vessel again. After a reaction time of about 8 hours, the conversion is greater than 99% and the reaction is terminated. The reaction mixture is drained completely from the column and extracted with methyl-tert-butyl ether (MTBE, about 360 g) in a perforator. After separating the MTBE with a rotary evaporator, 87 g of a rotary evaporator residue can be obtained (cyclobutanol content: 70%, yield: 62%).
[0037]
Example 2 (single pass):
A mixture consisting of 100 g (1.4 mol) of cyclopropylmethanol and 280 g of deionized water is pumped from a storage vessel to the ion exchanger packed column described in Example 1 (without an early water supply). (Speed about 200 ml / h). The product mixture is withdrawn from the top of the column and fed directly to the extraction as described above. After the end of the reaction, a further 150 g of water are pumped in for washing the column. Wash water is likewise fed to the extraction. After separation of the MTBE, the residue can be obtained on a rotary evaporator (cyclobutanol content: 70%; yield: 60%).
[0038]
Example 3 (single pass):
A double-walled cylindrical 9 l glass container is filled with LEWATIT S100® (H + form) and closed on both sides by frit. In order to reduce the excess volume, the void formed between the top of the catalyst bed and the top of the glass vessel is filled with glass beads. The catalyst bed is heated from outside with a double jacket using a heat carrier liquid (silicone oil) (temperature in the catalyst bed 90-95 ° C.). A mixture of 1.5 kg (20.85 mol) of cyclopropylmethanol and 4.2 kg of water is passed through the catalyst bed from below at a rate of 2 kg / h. The product mixture is withdrawn from the top of the reaction vessel and extracted with MTBE (4 × 3.6 kg). The combined organic phases are evaporated down on a rotary evaporator. 1.24 kg of crude cyclobutanol can be obtained (cyclobutanol content: 63%, yield: 51%).
[0039]
Example 4 (single pass):
In a device as described in Example 3, a mixture of 1.5 kg (20.85 mol) of cyclopropylmethanol and 2.1 kg of water is reacted (pumping rate: 2 kg / h). The resulting product mixture is extracted with MTBE (3 × 3.0 kg) and the combined organic phases are evaporated down on a rotary evaporator. 1.21 kg of crude cyclobutanol can be obtained (cyclobutanol content: 60%, yield: 49%).
[0040]
Example 5 (bottom phase dehydrogenation):
A suspension of 10 g of the catalyst (containing Engelhard type Cu-0202 P, containing 67% by weight of Cu and 12% by weight of Cr) in 90 g of paraffin oil is heated to 160 ° C. in a 250 ml reaction flask equipped with a distillation bridge. 108 g (content: 73%, 1.14 mol) of the crude cyclobutanol product are metered into the bottom via a dropping funnel equipped with an inlet tube and at the same time the distillate is removed via a distillation bridge. The collected distillate is analyzed for each gas chromatography analysis and then passed again to the bottom of the catalyst column. After four passes, 92 g of distillate having an average cyclobutanone content of 73% and a residual cyclobutanol content of 13% can be obtained (conversion: 85%, selectivity over 98%).
[0041]
Example 6 (gas phase dehydrogenation):
A quartz glass tube filled with 50 g of catalyst (type H1044, about 27 g of compositional copper oxide, about 4 g of chromium oxide, about 5 g of barium oxide on SiO2) and closed at both ends with Raschig rings was placed in a commercially available electrically heatable laboratory. The temperature is adjusted to 200 ° C. in the catalyst zone. The pre-evaporator evaporates 30 g of the crude cyclobutanol product (content about 73%, 0.3 mol) and then leads over the catalyst (LHSV = 0.18 / h). After exiting the catalyst zone, the reaction mixture is cooled by a cooler and collected in a cooling gradient. 27 g of a reaction extract having a composition of 59% of cyclobutanone and 19% of cyclobutanol can be obtained (conversion: 77%, selectivity: 96%).
[0042]
Example 7 (gas phase dehydrogenation):
In the test apparatus described in Example 6 (same catalyst), at 250 ° C., 256 g of crude cyclobutanol (content approx. 74%) are reacted (LHSV = 0.33 / h). 243 g of reaction extract having an average composition of 63% of cyclobutanone and 12% of cyclobutanol can be obtained (conversion: 84%, selectivity over 98%). By distillation of the product mixture in a 1 m multifiltration column, 102 g of cyclobutanone having a purity of more than 99% (boiling point: 97-99 ° C., distillation yield: 67%) can be obtained.
[0043]
Example 8 (gas phase dehydrogenation):
A quartz glass tube is filled with 50 g of catalyst (calcined at 700 ° C. in a mold H1044) and introduced into a laboratory tube furnace as described in Example 7. Next, 135 g (1.3 mol) of crude cyclobutanol (content 71%) are passed over the catalyst at 250 ° C. as described above (LHSV = 0.33 / h). 127 g of reaction extract having an average composition of 58% cyclobutanone and 2.5% cyclobutanol can be obtained (conversion: 97%, selectivity: 82%).
[0044]
Example 9 (gas phase dehydrogenation):
A quartz glass tube is filled with 50 g of catalyst (calcined at 650 ° C. in a mold H1044) and introduced into a laboratory tube furnace as described in Example 7. Next, 776 g of crude cyclobutanol (content 71%) are led over the catalyst in gaseous form at 250 ° C. (LHSV = 0.33 / h). 719 g of a reaction extract having an average composition of 67% of cyclobutanone and 5% of cyclobutanol can be obtained (conversion: 94%, selectivity: 97%). Distillation of the product mixture in a 1 m multifill column yielded 380 g of cyclobutanone (purity> 95%, distillation yield: 81%).
[0045]
Example 10 (gas phase dehydrogenation):
A quartz glass tube is filled with 50 g of catalyst (calcined at 650 ° C. in a mold H1044) and introduced into a laboratory tube furnace as described in Example 7. Then, 876 g of crude cyclobutanol (content: 75%) are led over the catalyst in gaseous form at 250 ° C. (LHSV = 1.5 h −1 ). 832 g of a reaction extract having an average composition of 67% of cyclobutanone and 8% of cyclobutanol can be obtained (conversion: 90%, selectivity: 97%). Distillation of the product mixture in a 1 m multifill column yielded 516 g of cyclobutanone (purity> 95%, distillation yield: 80%).