JPH08208554A - ブチルアルデヒドの製造方法 - Google Patents
ブチルアルデヒドの製造方法Info
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- JPH08208554A JPH08208554A JP7305639A JP30563995A JPH08208554A JP H08208554 A JPH08208554 A JP H08208554A JP 7305639 A JP7305639 A JP 7305639A JP 30563995 A JP30563995 A JP 30563995A JP H08208554 A JPH08208554 A JP H08208554A
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- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C45/00—Preparation of compounds having >C = O groups bound only to carbon or hydrogen atoms; Preparation of chelates of such compounds
- C07C45/49—Preparation of compounds having >C = O groups bound only to carbon or hydrogen atoms; Preparation of chelates of such compounds by reaction with carbon monoxide
- C07C45/50—Preparation of compounds having >C = O groups bound only to carbon or hydrogen atoms; Preparation of chelates of such compounds by reaction with carbon monoxide by oxo-reactions
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Abstract
(57)【要約】
【課題】 アルデヒド蒸留塔を最も効率的に操作する条
件を与え、更には、プロセスの廃熱を有効に利用してエ
ネルギーコストの削減を図る方法を提供する。 【解決手段】 プロピレンのヒドロホルミル化反応によ
り生成した混合ブチルアルデヒド生成物を、蒸留塔を用
いてｎ−ブチルアルデヒドとイソブチルアルデヒドとに
分離精製するブチルアルデヒドの製造方法において、蒸
留塔を塔頂圧力が０．００１〜０．５ｋｇ／ｃｍ2Ｇ、
塔底圧力が０．０５〜１．０ｋｇ／ｃｍ2Ｇの範囲内で
操作する方法。
件を与え、更には、プロセスの廃熱を有効に利用してエ
ネルギーコストの削減を図る方法を提供する。 【解決手段】 プロピレンのヒドロホルミル化反応によ
り生成した混合ブチルアルデヒド生成物を、蒸留塔を用
いてｎ−ブチルアルデヒドとイソブチルアルデヒドとに
分離精製するブチルアルデヒドの製造方法において、蒸
留塔を塔頂圧力が０．００１〜０．５ｋｇ／ｃｍ2Ｇ、
塔底圧力が０．０５〜１．０ｋｇ／ｃｍ2Ｇの範囲内で
操作する方法。
Description
【０００１】
【発明の属する技術分野】本発明は、ブチルアルデヒド
の製造方法に関し、詳しくは、プロピレンのヒドロホル
ミル化反応により生成した混合アルデヒド生成物を、蒸
留によりｎ−ブチルアルデヒドとイソブチルアルデヒド
とに分離精製する方法に関する。
の製造方法に関し、詳しくは、プロピレンのヒドロホル
ミル化反応により生成した混合アルデヒド生成物を、蒸
留によりｎ−ブチルアルデヒドとイソブチルアルデヒド
とに分離精製する方法に関する。
【０００２】
【従来の技術】プロピレンのヒドロホルミル化反応によ
って混合ブチルアルデヒド生成物を得、これを蒸留によ
りｎ−ブチルアルデヒドとイソブチルアルデヒドとに分
離し、得られたｎ−ブチルアルデヒドのアルドール縮合
により２−エチルヘキセナールを得、更に水添反応を行
って２−エチルヘキサノールを製造するプロセス、又は
ｎ−ブチルアルデヒドをそのまま水添反応させてｎ−ブ
タノールを製造するプロセスは世界的に工業化されてい
る。
って混合ブチルアルデヒド生成物を得、これを蒸留によ
りｎ−ブチルアルデヒドとイソブチルアルデヒドとに分
離し、得られたｎ−ブチルアルデヒドのアルドール縮合
により２−エチルヘキセナールを得、更に水添反応を行
って２−エチルヘキサノールを製造するプロセス、又は
ｎ−ブチルアルデヒドをそのまま水添反応させてｎ−ブ
タノールを製造するプロセスは世界的に工業化されてい
る。
【０００３】従来のブチルアルデヒド異性体の分離技術
としては、例えば、特開平４−２７３８４１号には、分
岐鎖及び直鎖アルデヒドを含む粗アルデヒド生成物を、
単一蒸留カラム内で蒸留して３種の別々の生成物流を同
時に得るための方法が開示されている。この方法での蒸
留条件としては、約１１５〜１４０℃の温度で、塔頂圧
力０．０７〜２．１ｋｇ／ｃｍ2Ｇの加圧状態で操作さ
れることが記載されており、また、実施例は、塔頂圧力
０．６〜０．７ｋｇ／ｃｍ2Ｇ、塔底温度９９〜１２９
℃で実施され、このときの塔底圧力をｎ−ブチルアルデ
ヒドの蒸気圧から算出すると約１．０８〜３．４ｋｇ／
ｃｍ2Ｇとなる。
としては、例えば、特開平４−２７３８４１号には、分
岐鎖及び直鎖アルデヒドを含む粗アルデヒド生成物を、
単一蒸留カラム内で蒸留して３種の別々の生成物流を同
時に得るための方法が開示されている。この方法での蒸
留条件としては、約１１５〜１４０℃の温度で、塔頂圧
力０．０７〜２．１ｋｇ／ｃｍ2Ｇの加圧状態で操作さ
れることが記載されており、また、実施例は、塔頂圧力
０．６〜０．７ｋｇ／ｃｍ2Ｇ、塔底温度９９〜１２９
℃で実施され、このときの塔底圧力をｎ−ブチルアルデ
ヒドの蒸気圧から算出すると約１．０８〜３．４ｋｇ／
ｃｍ2Ｇとなる。
【０００４】また、米国特許第５２２７５４４号では、
アルデヒドの蒸留塔に少量の水分を添加することによ
り、粗ブチルアルデヒド中に含まれるイソブチルアルデ
ヒドのオリゴマーを、加水分解してモノマーとして全量
流出させて、純度の高い２−エチルヘキサノールを製造
する方法が開示されている。この場合のアルデヒド蒸留
塔の塔頂温度は７０〜９０℃が好適であると記載されて
おり、イソブチルアルデヒドの蒸気圧から算出すると、
塔頂圧力は約０．２〜約１．３ｋｇ／ｃｍ2Ｇとなる。
アルデヒドの蒸留塔に少量の水分を添加することによ
り、粗ブチルアルデヒド中に含まれるイソブチルアルデ
ヒドのオリゴマーを、加水分解してモノマーとして全量
流出させて、純度の高い２−エチルヘキサノールを製造
する方法が開示されている。この場合のアルデヒド蒸留
塔の塔頂温度は７０〜９０℃が好適であると記載されて
おり、イソブチルアルデヒドの蒸気圧から算出すると、
塔頂圧力は約０．２〜約１．３ｋｇ／ｃｍ2Ｇとなる。
【０００５】このｎ−ブチルアルデヒドとイソブチルア
ルデヒドの分離を行うアルデヒド蒸留塔は、分離対象で
あるアルデヒド異性体の沸点が非常に近接しているた
め、高段数と大還流量を必要とし、その炊き上げ（リボ
イリング）はプロセス中で最も大きなエネルギーを必要
とする部分の一つである。ここで、廃熱利用に関するプ
ロセス熱収支について論ずるために、プロセスを熱の発
生側と消費側に分けて以下に整理して説明する。
ルデヒドの分離を行うアルデヒド蒸留塔は、分離対象で
あるアルデヒド異性体の沸点が非常に近接しているた
め、高段数と大還流量を必要とし、その炊き上げ（リボ
イリング）はプロセス中で最も大きなエネルギーを必要
とする部分の一つである。ここで、廃熱利用に関するプ
ロセス熱収支について論ずるために、プロセスを熱の発
生側と消費側に分けて以下に整理して説明する。
【０００６】まず、熱の発生側について文献を参照して
説明すると、ＩＮＤＩＣＡＴＩＯＮＳ Ｗｉｎｔｅｒ
１９８２／８３（Ｔｈｅ ｉｎｔｅｒｎａｔｉｏｎａｌ
Ｊｏｕｒｎａｌ ｏｆ Ｄａｖｙ Ｍａｃｋｅｅ）に
は、ロジウム触媒とトリフェニルホスフィン配位子の存
在下、アルデヒド重縮合物を溶媒として反応器内に均一
触媒液をため込み、約２０ａｔｍ、約１００℃にてヒド
ロホルミル化反応を行うことが記載されている。
説明すると、ＩＮＤＩＣＡＴＩＯＮＳ Ｗｉｎｔｅｒ
１９８２／８３（Ｔｈｅ ｉｎｔｅｒｎａｔｉｏｎａｌ
Ｊｏｕｒｎａｌ ｏｆ Ｄａｖｙ Ｍａｃｋｅｅ）に
は、ロジウム触媒とトリフェニルホスフィン配位子の存
在下、アルデヒド重縮合物を溶媒として反応器内に均一
触媒液をため込み、約２０ａｔｍ、約１００℃にてヒド
ロホルミル化反応を行うことが記載されている。
【０００７】また、特開平２−２４２０３８号の実施例
には、ＩＮＤＩＣＡＴＩＯＮＳと同様の触媒を用い、１
段目の完全混合型反応器で１００℃にて反応を行い、未
反応ガスを２段目の気泡塔型反応器に導いて、９０℃で
さらに反応を行う方法が記載され、特開昭６０−１１２
７３３号の実施例には、水溶性ロジウム−ホスフィン錯
体を触媒とし、１２０℃にてヒドロホルミル化反応を行
う方法が記載されている。
には、ＩＮＤＩＣＡＴＩＯＮＳと同様の触媒を用い、１
段目の完全混合型反応器で１００℃にて反応を行い、未
反応ガスを２段目の気泡塔型反応器に導いて、９０℃で
さらに反応を行う方法が記載され、特開昭６０−１１２
７３３号の実施例には、水溶性ロジウム−ホスフィン錯
体を触媒とし、１２０℃にてヒドロホルミル化反応を行
う方法が記載されている。
【０００８】また、ＷＯ９３／２００３４には、ＮａＯ
Ｈ水溶液を触媒とするｎ−ブチルアルデヒドの縮合反応
を６３〜１２０℃にて行う実施例が開示されており、特
表平３−５０１４８３号には、アルデヒドの接触水素添
加反応を１２０〜１２５℃にて行う実施例が開示されて
いる。特開昭５８−３９６３２号には、反応器の出口温
度が１９５℃で実施される気相水添プロセスがに開示さ
れているが、このような高温反応では反応熱の再利用は
容易であり、ボイラー水や水添工程内の予熱等に有効に
使用される。
Ｈ水溶液を触媒とするｎ−ブチルアルデヒドの縮合反応
を６３〜１２０℃にて行う実施例が開示されており、特
表平３−５０１４８３号には、アルデヒドの接触水素添
加反応を１２０〜１２５℃にて行う実施例が開示されて
いる。特開昭５８−３９６３２号には、反応器の出口温
度が１９５℃で実施される気相水添プロセスがに開示さ
れているが、このような高温反応では反応熱の再利用は
容易であり、ボイラー水や水添工程内の予熱等に有効に
使用される。
【０００９】次に、熱の消費側について説明する。プロ
セス中の主な回収熱の使用先としては、アルコールの精
製蒸留塔やｎ−ブチルアルデヒドとイソブチルアルデヒ
ドの分離を行うアルデヒド蒸留塔等がある。蒸留塔で
は、釜の炊き上げが熱の消費側であると同時に塔頂の凝
縮器が熱の放散を行う、つまり熱の発生側と見なすこと
ができる。
セス中の主な回収熱の使用先としては、アルコールの精
製蒸留塔やｎ−ブチルアルデヒドとイソブチルアルデヒ
ドの分離を行うアルデヒド蒸留塔等がある。蒸留塔で
は、釜の炊き上げが熱の消費側であると同時に塔頂の凝
縮器が熱の放散を行う、つまり熱の発生側と見なすこと
ができる。
【００１０】２−エチルヘキサノールの精製蒸留におい
ては、通常塔頂圧力として数１０ｍｍＨｇＡ〜約１００
ｍｍＨｇＡの範囲が使用され、その蒸気圧より算出する
と、塔頂温度は約１００〜１２２℃であり、塔底温度は
更に約１０〜３０℃高温で操作される。ｎ−ブチルアル
コールの精製蒸留は、通常塔頂圧力が常圧で実施され、
その塔頂温度は約１１８℃であり、塔底温度は更に約１
０〜３０℃高温である。このように、熱の発生側と消費
側の温度レベルは非常に近接しており、直接の熱交換に
よる安価な熱回収は従来では困難であった。
ては、通常塔頂圧力として数１０ｍｍＨｇＡ〜約１００
ｍｍＨｇＡの範囲が使用され、その蒸気圧より算出する
と、塔頂温度は約１００〜１２２℃であり、塔底温度は
更に約１０〜３０℃高温で操作される。ｎ−ブチルアル
コールの精製蒸留は、通常塔頂圧力が常圧で実施され、
その塔頂温度は約１１８℃であり、塔底温度は更に約１
０〜３０℃高温である。このように、熱の発生側と消費
側の温度レベルは非常に近接しており、直接の熱交換に
よる安価な熱回収は従来では困難であった。
【００１１】
【発明が解決しようとする課題】従来のアルデヒド蒸留
塔においては、混合アルデヒド生成物中の高沸点物を分
解させて有価物として回収し、また、加圧することで塔
頂温度を上げ、冷却水との温度差を大きくして塔頂コン
デンサの伝熱面積を削減するために、前述したように比
較的高圧条件下で操作されていた。また、その結果必然
的に塔底温度も高くなるため、リボイリングの際のエネ
ルギー消費量が大きくなり、プロセス内の他の発熱工程
からの廃熱を効率よく回収することも困難であった。
塔においては、混合アルデヒド生成物中の高沸点物を分
解させて有価物として回収し、また、加圧することで塔
頂温度を上げ、冷却水との温度差を大きくして塔頂コン
デンサの伝熱面積を削減するために、前述したように比
較的高圧条件下で操作されていた。また、その結果必然
的に塔底温度も高くなるため、リボイリングの際のエネ
ルギー消費量が大きくなり、プロセス内の他の発熱工程
からの廃熱を効率よく回収することも困難であった。
【００１２】したがって、本発明の目的は、アルデヒド
蒸留塔を最も効率的に操作する条件を与え、更には、プ
ロセスの廃熱を有効に利用してエネルギーコストの削減
を図る方法を提供するものである。
蒸留塔を最も効率的に操作する条件を与え、更には、プ
ロセスの廃熱を有効に利用してエネルギーコストの削減
を図る方法を提供するものである。
【００１３】
【課題を解決するための手段】本発明者らは、上記課題
につき鋭意検討を重ねた結果、アルデヒド蒸留塔を特定
範囲の低圧条件下で操作することにより、比較的高圧条
件下で実施していた従来法とほぼ同様の純度を有するア
ルデヒドを、熱負荷を低く抑えた状態で得ることがで
き、また、塔底温度を低く維持することができるため、
他工程からの廃熱を効果的に回収することができること
を見出し、本発明を完成した。
につき鋭意検討を重ねた結果、アルデヒド蒸留塔を特定
範囲の低圧条件下で操作することにより、比較的高圧条
件下で実施していた従来法とほぼ同様の純度を有するア
ルデヒドを、熱負荷を低く抑えた状態で得ることがで
き、また、塔底温度を低く維持することができるため、
他工程からの廃熱を効果的に回収することができること
を見出し、本発明を完成した。
【００１４】即ち、本発明の要旨は、プロピレンのヒド
ロホルミル化反応により生成した混合ブチルアルデヒド
生成物を、蒸留塔を用いてｎ−ブチルアルデヒドとイソ
ブチルアルデヒドとに分離精製するブチルアルデヒドの
製造方法において、塔頂圧力が０．００１〜０．５ｋｇ
／ｃｍ2Ｇ、塔底圧力が０．０５〜１．０ｋｇ／ｃｍ2Ｇ
の範囲内で蒸留塔を操作することを特徴とするブチルア
ルデヒドの製造方法、に存する。
ロホルミル化反応により生成した混合ブチルアルデヒド
生成物を、蒸留塔を用いてｎ−ブチルアルデヒドとイソ
ブチルアルデヒドとに分離精製するブチルアルデヒドの
製造方法において、塔頂圧力が０．００１〜０．５ｋｇ
／ｃｍ2Ｇ、塔底圧力が０．０５〜１．０ｋｇ／ｃｍ2Ｇ
の範囲内で蒸留塔を操作することを特徴とするブチルア
ルデヒドの製造方法、に存する。
【００１５】
【発明の実施の形態】以下、本発明を詳細に説明する。
本発明で用いられる原料のプロピレンは、通常特別な前
処理などすることなく用いられるが、触媒毒として知ら
れるイオウ分やハロゲン分、ジエン、アセチレン類、更
には過酸化物類などを公知の吸着、抽出、蒸留、熱処
理、膜分離などの方法により除去したものを用いること
もできる。
本発明で用いられる原料のプロピレンは、通常特別な前
処理などすることなく用いられるが、触媒毒として知ら
れるイオウ分やハロゲン分、ジエン、アセチレン類、更
には過酸化物類などを公知の吸着、抽出、蒸留、熱処
理、膜分離などの方法により除去したものを用いること
もできる。
【００１６】また、ヒドロホルミル化反応で使用する触
媒としては、通常、３価の有機燐化合物を配位子とする
ロジウム触媒が用いられるが、３価の有機燐化合物とし
ては、単座配位子又は多座配位子としての能力をもつ３
価の有機燐化合物等が挙げられる。単座配位子となる有
機燐化合物としては、トリブチルホスフィン、トリオク
チルホスフィンなどのトリアルキルホスフィン、トリフ
ェニルホスフィン、トリトリルホスフィン、スルホン基
やハロゲン原子などで置換されたトリフェニルホスフィ
ン又はトリトリルホスフィンなどのトリアリールホスフ
ィン、トリシクロヘキシルホスフィンなどのトリシクロ
アルキルホスフィン、モノブチルジフェニルホスフィ
ン、ジプロピルフェニルホスフィンなどのアルキルアリ
ールホスフィン、さらには、シクロヘキシルジフェニル
ホスフィン等のシクロアルキルアリールホスフィン、シ
クロヘキシルジメチルホスフィン等のアルキルシクロア
ルキルホスフィン等の３置換ホスフィン類が挙げられ
る。
媒としては、通常、３価の有機燐化合物を配位子とする
ロジウム触媒が用いられるが、３価の有機燐化合物とし
ては、単座配位子又は多座配位子としての能力をもつ３
価の有機燐化合物等が挙げられる。単座配位子となる有
機燐化合物としては、トリブチルホスフィン、トリオク
チルホスフィンなどのトリアルキルホスフィン、トリフ
ェニルホスフィン、トリトリルホスフィン、スルホン基
やハロゲン原子などで置換されたトリフェニルホスフィ
ン又はトリトリルホスフィンなどのトリアリールホスフ
ィン、トリシクロヘキシルホスフィンなどのトリシクロ
アルキルホスフィン、モノブチルジフェニルホスフィ
ン、ジプロピルフェニルホスフィンなどのアルキルアリ
ールホスフィン、さらには、シクロヘキシルジフェニル
ホスフィン等のシクロアルキルアリールホスフィン、シ
クロヘキシルジメチルホスフィン等のアルキルシクロア
ルキルホスフィン等の３置換ホスフィン類が挙げられ
る。
【００１７】また、トリアルキルホスファイト、置換基
を有していてもよいトリフェニルホスファイト、トリナ
フチルホスファイト等のトリアリールホスファイト及び
アルキルアリールホスファイト等が挙げられる。また、
多座配位子となる有機燐化合物としては、１，３−ビス
（ジフェニルホスフィノ）プロパン等のビスホスフィン
化合物、一般式（１）：
を有していてもよいトリフェニルホスファイト、トリナ
フチルホスファイト等のトリアリールホスファイト及び
アルキルアリールホスファイト等が挙げられる。また、
多座配位子となる有機燐化合物としては、１，３−ビス
（ジフェニルホスフィノ）プロパン等のビスホスフィン
化合物、一般式（１）：
【００１８】
【化１】
【００１９】（式中、Ｒ1 〜Ｒ4 はそれぞれ独立してア
ルキル基、アリール基、アルキルオキシ基又はアリール
オキシ基であり、Ｙは２価の架橋基であり、例えば酸素
原子、硫黄原子、窒素原子等を含有していてもよい２価
の炭化水素基等である）等で示されるビスホスフィンモ
ノオキシド化合物及びビスホスファイト化合物等が挙げ
られる。
ルキル基、アリール基、アルキルオキシ基又はアリール
オキシ基であり、Ｙは２価の架橋基であり、例えば酸素
原子、硫黄原子、窒素原子等を含有していてもよい２価
の炭化水素基等である）等で示されるビスホスフィンモ
ノオキシド化合物及びビスホスファイト化合物等が挙げ
られる。
【００２０】これらの３価の有機燐化合物は、その２種
以上を混合配位子として用いることも可能であり、また
３価の有機燐化合物とトリフェニルホスフィンオキシド
等の５価の有機燐化合物とを混合して用いることもでき
る。ロジウム錯体触媒のロジウム源としては、ヒドリド
カルボニルトリス（トリフェニルホスフィン）ロジウ
ム、アセトキシビス（トリフェニルホスフィン）ロジウ
ム等のロジウム錯体の他に、ロジウムアセチルアセトナ
ート、酢酸ロジウム等の有機塩、硝酸ロジウム等の無機
塩、酸化ロジウム等の酸化物等も用いられる。
以上を混合配位子として用いることも可能であり、また
３価の有機燐化合物とトリフェニルホスフィンオキシド
等の５価の有機燐化合物とを混合して用いることもでき
る。ロジウム錯体触媒のロジウム源としては、ヒドリド
カルボニルトリス（トリフェニルホスフィン）ロジウ
ム、アセトキシビス（トリフェニルホスフィン）ロジウ
ム等のロジウム錯体の他に、ロジウムアセチルアセトナ
ート、酢酸ロジウム等の有機塩、硝酸ロジウム等の無機
塩、酸化ロジウム等の酸化物等も用いられる。
【００２１】上記ロジウム源は直接ヒドロホルミル化反
応器に供給してもよいが、反応器外で一酸化炭素、水素
及び３価の有機燐化合物と共に、溶媒中で高い温度・圧
力の条件下で反応させて、あらかじめロジウム錯体触媒
を調製しておくこともできる。この触媒調製の際に使用
する溶媒は、通常後述する反応溶媒の中から選ばれる
が、必ずしも反応溶媒と同一の溶媒でなくてもよい。調
製条件は、通常、ロジウム濃度が１重量ｐｐｍ〜２重量
％、３価の有機燐化合物とロジウムとの比率がＰ／Ｒｈ
＝１０〜１００００（モル比）、温度が６０〜２００
℃、圧力が常圧〜２００ｋｇ／ｃｍ2 Ｇ、処理時間が５
分〜１２時間の範囲内で選択される。触媒調製の際の反
応形式は回分式でも連続式でもよい。
応器に供給してもよいが、反応器外で一酸化炭素、水素
及び３価の有機燐化合物と共に、溶媒中で高い温度・圧
力の条件下で反応させて、あらかじめロジウム錯体触媒
を調製しておくこともできる。この触媒調製の際に使用
する溶媒は、通常後述する反応溶媒の中から選ばれる
が、必ずしも反応溶媒と同一の溶媒でなくてもよい。調
製条件は、通常、ロジウム濃度が１重量ｐｐｍ〜２重量
％、３価の有機燐化合物とロジウムとの比率がＰ／Ｒｈ
＝１０〜１００００（モル比）、温度が６０〜２００
℃、圧力が常圧〜２００ｋｇ／ｃｍ2 Ｇ、処理時間が５
分〜１２時間の範囲内で選択される。触媒調製の際の反
応形式は回分式でも連続式でもよい。
【００２２】ヒドロホルミル化の反応溶媒としては、オ
レフィン自身を溶媒にしても良いし、生成アルデヒドや
副生する高沸点生成物を使用することもできる。その他
ヘキサン、オクタン等の脂肪族炭化水素、トルエン、キ
シレン等の芳香族炭化水素、ブタノール、２−エチルヘ
キサノール、エチレングリコール、プロピレングリコー
ル等のアルコール類、トリグライム等のエーテル類、ジ
オクチルフタレート等のエステル類、または水等の、触
媒を溶解し反応に悪影響を与えない各種の溶媒が使用で
きる。
レフィン自身を溶媒にしても良いし、生成アルデヒドや
副生する高沸点生成物を使用することもできる。その他
ヘキサン、オクタン等の脂肪族炭化水素、トルエン、キ
シレン等の芳香族炭化水素、ブタノール、２−エチルヘ
キサノール、エチレングリコール、プロピレングリコー
ル等のアルコール類、トリグライム等のエーテル類、ジ
オクチルフタレート等のエステル類、または水等の、触
媒を溶解し反応に悪影響を与えない各種の溶媒が使用で
きる。
【００２３】ヒドロホルミル化反応条件は、通常、水素
分圧０．１〜２００ｋｇ／ｃｍ2 、一酸化炭素分圧０．
１〜２００ｋｇ／ｃｍ2 、全圧１〜３００ｋｇ／ｃｍ2
Ｇ、水素分圧／一酸化炭素分圧＝０．１〜１０、反応温
度６０〜２００℃、ロジウム濃度（金属Ｒｈ換算）は１
重量ｐｐｍ〜２重量％、Ｐ（遊離有機燐配位子中のＰ原
子）／Ｒｈ＝１０〜１００００（モル比）、反応時間５
分〜１２時間の範囲内で適宜選択される。
分圧０．１〜２００ｋｇ／ｃｍ2 、一酸化炭素分圧０．
１〜２００ｋｇ／ｃｍ2 、全圧１〜３００ｋｇ／ｃｍ2
Ｇ、水素分圧／一酸化炭素分圧＝０．１〜１０、反応温
度６０〜２００℃、ロジウム濃度（金属Ｒｈ換算）は１
重量ｐｐｍ〜２重量％、Ｐ（遊離有機燐配位子中のＰ原
子）／Ｒｈ＝１０〜１００００（モル比）、反応時間５
分〜１２時間の範囲内で適宜選択される。
【００２４】プロピレンのヒドロホルミル化反応は、通
常連続式の反応器に原料であるオレフィン、オキソガス
（一酸化炭素及び水素）及び触媒液を連続的に供給し、
上記ヒドロホルミル化反応条件下にて実施されるが、回
分式の反応器を使用することもできる。また、反応器の
種類としては、撹拌槽型、気泡塔型又はガスストリッピ
ング型等を用いることができる。
常連続式の反応器に原料であるオレフィン、オキソガス
（一酸化炭素及び水素）及び触媒液を連続的に供給し、
上記ヒドロホルミル化反応条件下にて実施されるが、回
分式の反応器を使用することもできる。また、反応器の
種類としては、撹拌槽型、気泡塔型又はガスストリッピ
ング型等を用いることができる。
【００２５】本発明は、以上のようにして得られた混合
ブチルアルデヒド生成物から、ｎ−ブチルアルデヒドと
イソブチルアルデヒドを蒸留分離する際の蒸留条件を規
定するものである。該蒸留塔としては、約４０段から約
２００段の理論段数を有するものを使用するのが好まし
い。蒸留塔がトレイ塔の場合には、実段数で５０段から
２００段のトレイを有するものが好ましく、充填塔の場
合には、充填物の全高さで１５ｍから１００ｍの充填物
を有するものが好ましい。
ブチルアルデヒド生成物から、ｎ−ブチルアルデヒドと
イソブチルアルデヒドを蒸留分離する際の蒸留条件を規
定するものである。該蒸留塔としては、約４０段から約
２００段の理論段数を有するものを使用するのが好まし
い。蒸留塔がトレイ塔の場合には、実段数で５０段から
２００段のトレイを有するものが好ましく、充填塔の場
合には、充填物の全高さで１５ｍから１００ｍの充填物
を有するものが好ましい。
【００２６】トレイ段数でも充填物高さでもこの範囲を
越えると多大な加熱用水蒸気コストや、不必要な設備コ
ストを生じるので実用には不利である。また、塔の一部
にトレイ、一部に充填物を用いる場合もその組み合わせ
方法については、合計高さが前述のような理論段数を満
足しているならば十分同様な分離精製能力を有する。本
発明は、該アルデヒド蒸留塔の蒸留条件として、従来法
に比べて比較的低圧の条件、即ち塔頂圧力が０．００１
〜０．５ｋｇ／ｃｍ2Ｇ、好ましくは０．００１〜０．
３ｋｇ／ｃｍ2Ｇ、更に好ましくは、０．００１〜０．
２ｋｇ／ｃｍ2Ｇを用い、また塔底圧力が０．０５〜
１．０ｋｇ／ｃｍ2Ｇ、好ましくは０．０５〜０．８ｋ
ｇ／ｃｍ2Ｇ、更に好ましくは、０．０５〜０．４ｋｇ
／ｃｍ2Ｇを用いることを特徴とするものである。本発
明は、熱負荷を低く抑えた状態で高純度のアルデヒド異
性体を得ることができ、他工程からの廃熱を効果的に回
収することができる。上記蒸留塔の塔頂又は塔底圧力が
低すぎると、留出液を凝縮液化させるのに用いる凝縮器
の伝熱面積を大きくすることにつながり好ましくない。
一方、蒸留塔の塔頂又は塔底圧力が高すぎると分離性能
が低下し、且つ、蒸留熱源が増加するので好ましくな
い。
越えると多大な加熱用水蒸気コストや、不必要な設備コ
ストを生じるので実用には不利である。また、塔の一部
にトレイ、一部に充填物を用いる場合もその組み合わせ
方法については、合計高さが前述のような理論段数を満
足しているならば十分同様な分離精製能力を有する。本
発明は、該アルデヒド蒸留塔の蒸留条件として、従来法
に比べて比較的低圧の条件、即ち塔頂圧力が０．００１
〜０．５ｋｇ／ｃｍ2Ｇ、好ましくは０．００１〜０．
３ｋｇ／ｃｍ2Ｇ、更に好ましくは、０．００１〜０．
２ｋｇ／ｃｍ2Ｇを用い、また塔底圧力が０．０５〜
１．０ｋｇ／ｃｍ2Ｇ、好ましくは０．０５〜０．８ｋ
ｇ／ｃｍ2Ｇ、更に好ましくは、０．０５〜０．４ｋｇ
／ｃｍ2Ｇを用いることを特徴とするものである。本発
明は、熱負荷を低く抑えた状態で高純度のアルデヒド異
性体を得ることができ、他工程からの廃熱を効果的に回
収することができる。上記蒸留塔の塔頂又は塔底圧力が
低すぎると、留出液を凝縮液化させるのに用いる凝縮器
の伝熱面積を大きくすることにつながり好ましくない。
一方、蒸留塔の塔頂又は塔底圧力が高すぎると分離性能
が低下し、且つ、蒸留熱源が増加するので好ましくな
い。
【００２７】また、蒸留塔の塔頂圧力と塔底圧力の差
（塔差圧）は、０．０５〜０．４ｋｇ／ｃｍ2、好まし
くは０．０５〜０．２ｋｇ／ｃｍ2、更に好ましくは
０．０５〜０．１５ｋｇ／ｃｍ2とするのがよく、塔差
圧をこの範囲とするためには、蒸留塔の内容物（インタ
ーナル）として充填物を用いるのが好ましい。塔頂温度
は６０〜７４℃、好ましくは６０〜７２℃、更に好まし
くは６０〜６９℃を用いるのがよく、塔底温度は、７６
〜９８℃、好ましくは７６〜９３℃が好ましい。本発明
においては、蒸留塔の圧力条件として上記特定範囲内を
使用することにより、蒸留塔の塔底温度を従来法に比べ
て低く維持することが可能となり、その結果、プロセス
内の他の発熱工程からの廃熱を有効に回収することが可
能となる。還流比は２０〜５０、好ましくは２５〜４０
を用いるのがよい。
（塔差圧）は、０．０５〜０．４ｋｇ／ｃｍ2、好まし
くは０．０５〜０．２ｋｇ／ｃｍ2、更に好ましくは
０．０５〜０．１５ｋｇ／ｃｍ2とするのがよく、塔差
圧をこの範囲とするためには、蒸留塔の内容物（インタ
ーナル）として充填物を用いるのが好ましい。塔頂温度
は６０〜７４℃、好ましくは６０〜７２℃、更に好まし
くは６０〜６９℃を用いるのがよく、塔底温度は、７６
〜９８℃、好ましくは７６〜９３℃が好ましい。本発明
においては、蒸留塔の圧力条件として上記特定範囲内を
使用することにより、蒸留塔の塔底温度を従来法に比べ
て低く維持することが可能となり、その結果、プロセス
内の他の発熱工程からの廃熱を有効に回収することが可
能となる。還流比は２０〜５０、好ましくは２５〜４０
を用いるのがよい。
【００２８】本発明で蒸留条件を規定する蒸留塔として
は、ｎ−ブチルアルデヒドとイソブチルアルデヒドとを
直接分離するものであれば、蒸留方式は限定されない。
本発明の方法により分離されたｎ−ブチルアルデヒド
は、そのまま水添されてｎ−ブタノールとする場合と、
アルカリ触媒を用いてアルドール縮合反応させ、更に水
添反応を経て２−エチルヘキサノールとする場合とがあ
る。
は、ｎ−ブチルアルデヒドとイソブチルアルデヒドとを
直接分離するものであれば、蒸留方式は限定されない。
本発明の方法により分離されたｎ−ブチルアルデヒド
は、そのまま水添されてｎ−ブタノールとする場合と、
アルカリ触媒を用いてアルドール縮合反応させ、更に水
添反応を経て２−エチルヘキサノールとする場合とがあ
る。
【００２９】本発明の方法により分離されたｎ−ブチル
アルデヒドの縮合反応は、液相でも気相でも実施できる
が、液相で実施する場合には、苛性ソーダ水溶液等のア
ルカリ触媒水溶液が用いられ、通常、温度が８０〜１２
０℃、圧力は常圧〜６ｋｇ／ｃｍ2 Ｇの範囲内であり、
設定された温度での液の飽和圧力以上であればよい。更
に、縮合反応器は、プラグ型、混合槽型等のアルデヒド
と水相に含まれる触媒との混合が均一に保たれる反応器
であればよい。
アルデヒドの縮合反応は、液相でも気相でも実施できる
が、液相で実施する場合には、苛性ソーダ水溶液等のア
ルカリ触媒水溶液が用いられ、通常、温度が８０〜１２
０℃、圧力は常圧〜６ｋｇ／ｃｍ2 Ｇの範囲内であり、
設定された温度での液の飽和圧力以上であればよい。更
に、縮合反応器は、プラグ型、混合槽型等のアルデヒド
と水相に含まれる触媒との混合が均一に保たれる反応器
であればよい。
【００３０】また、水添反応には、Ｎｉ，Ｃｒ，Ｃｕ等
の金属を担持させた固体触媒が使用でき、気相でも液相
でも実施できる。水添条件は、通常、温度が６０〜２０
０℃、水素圧力が１〜２００ｋｇ／ｃｍ2 Ｇの範囲内が
用いられる。本発明においては、前述したように、アル
デヒド蒸留塔の塔底温度を従来法よりも比較的低く維持
することができるため、プロセス内の他の発熱工程から
の廃熱を有効に回収することが可能であるが、この廃熱
回収の具体的な実施態様は非常に多岐にわたる。以下に
その代表的な態様を図面を用いて説明する。
の金属を担持させた固体触媒が使用でき、気相でも液相
でも実施できる。水添条件は、通常、温度が６０〜２０
０℃、水素圧力が１〜２００ｋｇ／ｃｍ2 Ｇの範囲内が
用いられる。本発明においては、前述したように、アル
デヒド蒸留塔の塔底温度を従来法よりも比較的低く維持
することができるため、プロセス内の他の発熱工程から
の廃熱を有効に回収することが可能であるが、この廃熱
回収の具体的な実施態様は非常に多岐にわたる。以下に
その代表的な態様を図面を用いて説明する。
【００３１】図１ａはヒドロホルミル化反応器（１０
８）の反応熱の一部をアルデヒド蒸留塔（１０１）の炊
き上げ熱量の一部として回収するフローの例である。ヒ
ドロホルミル化反応液はポンプ（１０９）にて導管（１
０２）を経由して熱回収用リボイラー（１０７）に供給
され、アルデヒド蒸留塔塔底液流（１１９）と熱交換さ
れる。冷却されたヒドロホルミル化反応液は導管（１２
１）を経由し、ヒドロホルミル化反応器（１０８）へ再
循環される。
８）の反応熱の一部をアルデヒド蒸留塔（１０１）の炊
き上げ熱量の一部として回収するフローの例である。ヒ
ドロホルミル化反応液はポンプ（１０９）にて導管（１
０２）を経由して熱回収用リボイラー（１０７）に供給
され、アルデヒド蒸留塔塔底液流（１１９）と熱交換さ
れる。冷却されたヒドロホルミル化反応液は導管（１２
１）を経由し、ヒドロホルミル化反応器（１０８）へ再
循環される。
【００３２】同様の熱回収は図１ｂによっても達成され
る。即ち、アルデヒド蒸留塔（１０１）の塔底液をポン
プ（１０６）にて導管（１２２）を通じ、ヒドロホルミ
ル化反応器（１０８）の内部に設けられたコイル状のパ
イプ群から構成される伝熱帯（１１０）に通じて熱交換
を行わせ、ヒドロホルミル化反応器（１０８）の除熱を
行うと同時に、加熱された塔底液流を導管（１２３）に
よりアルデヒド蒸留塔（１０１）へ再循環させることに
よりアルデヒド蒸留塔（１０１）の炊き上げエネルギー
として使用する。
る。即ち、アルデヒド蒸留塔（１０１）の塔底液をポン
プ（１０６）にて導管（１２２）を通じ、ヒドロホルミ
ル化反応器（１０８）の内部に設けられたコイル状のパ
イプ群から構成される伝熱帯（１１０）に通じて熱交換
を行わせ、ヒドロホルミル化反応器（１０８）の除熱を
行うと同時に、加熱された塔底液流を導管（１２３）に
よりアルデヒド蒸留塔（１０１）へ再循環させることに
よりアルデヒド蒸留塔（１０１）の炊き上げエネルギー
として使用する。
【００３３】また図１ａ，ｂは、縮合反応器からの熱回
収にも適用される。即ち、反応器（１０８）を縮合反応
器とすることで、縮合反応器からアルデヒド蒸留塔への
熱回収を行うことができる。図２ａは、液相水添プロセ
スからの熱回収の例である。原料アルデヒド流（２４
１）は受入れ槽（２０８）に循環アルコール溶剤流（２
４０）と共に仕込まれ、ポンプ（２０９）にて水添反応
器（２１１）に仕込まれる。水添反応器（２１１）は、
固定床多段反応器であり、原料水素ガス流（２４４）と
循環水素ガス流（２４５）とともに並流接触により反応
を行う。反応生成液の一部は循環アルコール溶剤流（２
４０）として使用され、残りは脱ガス槽（２１７）経由
で導管（２４８）を通じ精製系へ送られる。反応後の水
素ガスは循環圧縮器（２１６）にて再循環される。反応
熱の除去は、循環アルコール溶剤ライン（２４０）に設
けられた熱交換器（２０７）、循環水素ガスライン（２
４５）に設けられた熱交換器（２１４、２１５）、反応
器中間熱交換器（２１２、２１３）等の何れか、又は複
数の組み合わせにより行われる。アルデヒド蒸留塔（２
０１）の塔底液はポンプ（２０６）により管路（２３
８）を経由し、熱交換器（２０７，２１２，２１３，２
１４の何れか）へ供給され、加熱されたアルデヒド塔底
流（２３９）はアルデヒド蒸留塔（２０１）へ再循環さ
れ、炊き上げエネルギーの一部として使用される。
収にも適用される。即ち、反応器（１０８）を縮合反応
器とすることで、縮合反応器からアルデヒド蒸留塔への
熱回収を行うことができる。図２ａは、液相水添プロセ
スからの熱回収の例である。原料アルデヒド流（２４
１）は受入れ槽（２０８）に循環アルコール溶剤流（２
４０）と共に仕込まれ、ポンプ（２０９）にて水添反応
器（２１１）に仕込まれる。水添反応器（２１１）は、
固定床多段反応器であり、原料水素ガス流（２４４）と
循環水素ガス流（２４５）とともに並流接触により反応
を行う。反応生成液の一部は循環アルコール溶剤流（２
４０）として使用され、残りは脱ガス槽（２１７）経由
で導管（２４８）を通じ精製系へ送られる。反応後の水
素ガスは循環圧縮器（２１６）にて再循環される。反応
熱の除去は、循環アルコール溶剤ライン（２４０）に設
けられた熱交換器（２０７）、循環水素ガスライン（２
４５）に設けられた熱交換器（２１４、２１５）、反応
器中間熱交換器（２１２、２１３）等の何れか、又は複
数の組み合わせにより行われる。アルデヒド蒸留塔（２
０１）の塔底液はポンプ（２０６）により管路（２３
８）を経由し、熱交換器（２０７，２１２，２１３，２
１４の何れか）へ供給され、加熱されたアルデヒド塔底
流（２３９）はアルデヒド蒸留塔（２０１）へ再循環さ
れ、炊き上げエネルギーの一部として使用される。
【００３４】図２ｂは、気相水添プロセスからの熱回収
の例である。原料アルデヒド（２５４）、原料水素（２
５６）、循環水素流（２６２）は熱交換器（２１８，２
２０，２２２）により加熱され、気化器（２１９）へ供
給される。原料アルデヒドは気化器（２１９）にて気化
され、水素ガスと共に管路（２５８）を経由し、水添反
応器（２２１）へ供給される。水添反応器（２２１）は
多管式の固定床型であり、反応熱の大部分はシェル側に
供給されるボイラー水（２５９）の蒸発等により除去さ
れる。高温の反応生成ガス流は熱交換器群（２２２，２
２３，２２４）により冷却され、生成アルコールを液化
する。分離器（２２５）により気液分離し、得られた粗
アルコールは管路（２６４）を経由して、蒸留系へ送ら
れる。分離されたガスは循環圧縮器（２２６）により昇
圧され、循環水素流として反応器へ再循環される。アル
デヒド蒸留塔（２０１）の塔底液はポンプ（２０６）に
より管路（２５２）を経由し、熱交換器（２２３）へ供
給され、加熱されたアルデヒド塔底流（２５３）はアル
デビド蒸留塔（２０１）へ再循環され、炊き上げエネル
ギーの一部として使用される。
の例である。原料アルデヒド（２５４）、原料水素（２
５６）、循環水素流（２６２）は熱交換器（２１８，２
２０，２２２）により加熱され、気化器（２１９）へ供
給される。原料アルデヒドは気化器（２１９）にて気化
され、水素ガスと共に管路（２５８）を経由し、水添反
応器（２２１）へ供給される。水添反応器（２２１）は
多管式の固定床型であり、反応熱の大部分はシェル側に
供給されるボイラー水（２５９）の蒸発等により除去さ
れる。高温の反応生成ガス流は熱交換器群（２２２，２
２３，２２４）により冷却され、生成アルコールを液化
する。分離器（２２５）により気液分離し、得られた粗
アルコールは管路（２６４）を経由して、蒸留系へ送ら
れる。分離されたガスは循環圧縮器（２２６）により昇
圧され、循環水素流として反応器へ再循環される。アル
デヒド蒸留塔（２０１）の塔底液はポンプ（２０６）に
より管路（２５２）を経由し、熱交換器（２２３）へ供
給され、加熱されたアルデヒド塔底流（２５３）はアル
デビド蒸留塔（２０１）へ再循環され、炊き上げエネル
ギーの一部として使用される。
【００３５】図３ａは、アルコール蒸留塔からの熱回収
の例である。アルコール蒸留塔（３０８）の塔頂蒸気流
（３２９）は、アルデヒド蒸留塔の熱回収用リボイラー
（３０７）へ導かれる。熱回収用リボイラー（３０７）
では、シェル側でアルコールの凝縮が起こり、チューブ
側でアルデヒドの沸騰が起こり、アルコールの凝縮潜熱
がアルデヒド蒸留塔（３０１）の炊き上げエネルギーの
一部として回収される。熱回収用リボイラー（３０７）
を出たアルコール流（３３０）は、さらにコンデンサー
（３０９）にて冷却、凝縮を行い、還流槽（３１０）へ
導かれる。凝縮液はポンプ（３１１）により還流（３３
１）としてアルコール蒸留塔（３０８）へ戻されると同
時に、留出物流（３３２）として取り出される。
の例である。アルコール蒸留塔（３０８）の塔頂蒸気流
（３２９）は、アルデヒド蒸留塔の熱回収用リボイラー
（３０７）へ導かれる。熱回収用リボイラー（３０７）
では、シェル側でアルコールの凝縮が起こり、チューブ
側でアルデヒドの沸騰が起こり、アルコールの凝縮潜熱
がアルデヒド蒸留塔（３０１）の炊き上げエネルギーの
一部として回収される。熱回収用リボイラー（３０７）
を出たアルコール流（３３０）は、さらにコンデンサー
（３０９）にて冷却、凝縮を行い、還流槽（３１０）へ
導かれる。凝縮液はポンプ（３１１）により還流（３３
１）としてアルコール蒸留塔（３０８）へ戻されると同
時に、留出物流（３３２）として取り出される。
【００３６】同様の熱回収は、図３ｂによっても達成さ
れる。アルデヒド蒸留塔（３０１）の塔底液はポンプ
（３０６）により管路（３３７）を経由し、アルコール
蒸留塔（３０８）の第一凝縮器（３１４）へ供給され
る。アルコール蒸留塔（３０８）の塔頂ガス流（３２
９）が第一凝縮器（３１４）にて凝縮する際の凝縮熱に
より加熱されたアルデヒド流（３３８）は、アルデヒド
蒸留塔（３０１）へ再循環され、炊き上げエネルギーの
一部として使用される。
れる。アルデヒド蒸留塔（３０１）の塔底液はポンプ
（３０６）により管路（３３７）を経由し、アルコール
蒸留塔（３０８）の第一凝縮器（３１４）へ供給され
る。アルコール蒸留塔（３０８）の塔頂ガス流（３２
９）が第一凝縮器（３１４）にて凝縮する際の凝縮熱に
より加熱されたアルデヒド流（３３８）は、アルデヒド
蒸留塔（３０１）へ再循環され、炊き上げエネルギーの
一部として使用される。
【００３７】縮合プロセスが、縮合生成物の蒸留塔を伴
ったプロセスである場合、その蒸留塔の温度条件はアル
コール蒸留等と同等であるので、図３ａ，ｂがそのまま
適用できる。以下同様にして、プロセス内の好ましくは
１００℃以上の流体から、その熱量をよく吟味すれば、
種々の組み合わせが採用しうる。また、上述したような
温度レベルの廃熱は、化学プラントのいたる所に存在す
るので、隣接プラントの廃熱をも広く対象に考えること
ができる。廃熱によるリボイリングを設置する位置とし
ては、フィード段より下で、できるだけ塔底に近い位置
にするのがよい。
ったプロセスである場合、その蒸留塔の温度条件はアル
コール蒸留等と同等であるので、図３ａ，ｂがそのまま
適用できる。以下同様にして、プロセス内の好ましくは
１００℃以上の流体から、その熱量をよく吟味すれば、
種々の組み合わせが採用しうる。また、上述したような
温度レベルの廃熱は、化学プラントのいたる所に存在す
るので、隣接プラントの廃熱をも広く対象に考えること
ができる。廃熱によるリボイリングを設置する位置とし
ては、フィード段より下で、できるだけ塔底に近い位置
にするのがよい。
【００３８】
【実施例】以下、本発明を実施例により更に詳細に説明
するが、本発明は、その要旨を超えない限り以下の実施
例によって限定されるものではない。実施例及び比較例
は、塔頂からイソブチルアルデヒドを留出させ、塔底か
らｎ−ブチルアルデヒドを得る通常の１塔方式を採用
し、理論段数で７０段相当の蒸留塔を用いた。フィード
する位置は、フィード組成により別途化学工学的手段で
検討できるものであるため特定のものではないが、今回
はその他の条件の差異を明確にするために、塔頂から理
論段数で３３段目相当位置に供給した。仕込み液は２
１．３ｋｇ／ｈで供給し、組成はイソブチルアルデヒド
１１．０２重量％、ｎ−ブチルアルデヒド８８．０７重
量％、水分０．８９重量％、ブタノール４０重量ｐｐ
ｍ、トルエン０．０２重量ｐｐｍとした。
するが、本発明は、その要旨を超えない限り以下の実施
例によって限定されるものではない。実施例及び比較例
は、塔頂からイソブチルアルデヒドを留出させ、塔底か
らｎ−ブチルアルデヒドを得る通常の１塔方式を採用
し、理論段数で７０段相当の蒸留塔を用いた。フィード
する位置は、フィード組成により別途化学工学的手段で
検討できるものであるため特定のものではないが、今回
はその他の条件の差異を明確にするために、塔頂から理
論段数で３３段目相当位置に供給した。仕込み液は２
１．３ｋｇ／ｈで供給し、組成はイソブチルアルデヒド
１１．０２重量％、ｎ−ブチルアルデヒド８８．０７重
量％、水分０．８９重量％、ブタノール４０重量ｐｐ
ｍ、トルエン０．０２重量ｐｐｍとした。
【００３９】比較例１ 従来の方法である、塔頂圧力４ｋｇ／ｃｍ2Ｇ、塔頂温
度１１５．８℃の加圧条件下で（その他の条件は表−１
に記載）蒸留を行ったところ、炊き上げの熱負荷は１
８．８Ｍｃａｌ／ｈであり、塔頂組成がイソブチルアル
デヒド９６．９０重量％、塔底組成がｎ−ブチルアルデ
ヒド９９．９３重量％であった。
度１１５．８℃の加圧条件下で（その他の条件は表−１
に記載）蒸留を行ったところ、炊き上げの熱負荷は１
８．８Ｍｃａｌ／ｈであり、塔頂組成がイソブチルアル
デヒド９６．９０重量％、塔底組成がｎ−ブチルアルデ
ヒド９９．９３重量％であった。
【００４０】実施例１〜５及び比較例２〜３ 塔頂及び塔底の組成を比較例１と等しくなるように蒸留
条件を調節した結果を表−１に示す。
条件を調節した結果を表−１に示す。
【００４１】
【表１】
【００４２】まず、熱回収に望ましいように、低温低圧
方向に操作条件を下げていくときの状況を比較例２及び
３に示すが、この時驚くことに分離性能が向上していく
という現象がみられ、これは従来法からは予想し得なか
ったことである。しかし、塔頂圧力が０．６ｋｇ／ｃｍ
2Ｇである比較例３においても塔底温度は約９９℃であ
り、１００℃レベルの他工程の廃熱回収に十分な低温で
はない。
方向に操作条件を下げていくときの状況を比較例２及び
３に示すが、この時驚くことに分離性能が向上していく
という現象がみられ、これは従来法からは予想し得なか
ったことである。しかし、塔頂圧力が０．６ｋｇ／ｃｍ
2Ｇである比較例３においても塔底温度は約９９℃であ
り、１００℃レベルの他工程の廃熱回収に十分な低温で
はない。
【００４３】更に、圧力を下げて常圧付近とすると、実
施例１では炊き上げ熱負荷が比較例１の半分以下となっ
た。また、塔底温度は約９３℃であり、プロセス廃熱の
温度レベルを下回り、廃熱の回収が可能な領域となって
いる。そこで、フィード段より下で、塔頂から理論段で
４０段相当の位置に、ヒドロホルミル化反応工程の廃熱
によるリボイリングを行ったところ、実施例２に示すよ
うに回収熱量の４０％に相当する炊き上げエネルギーの
節減効果が認められた。実施例１及び実施例２では塔頂
温度は約６３℃となっており、これ以上大幅に塔頂圧力
を下げて減圧条件とすることは、凝縮器冷却水（通常３
０〜３５）との温度差が小さくなり、凝縮器の伝熱面積
をむやみに大きくしてしまうので好ましくない。
施例１では炊き上げ熱負荷が比較例１の半分以下となっ
た。また、塔底温度は約９３℃であり、プロセス廃熱の
温度レベルを下回り、廃熱の回収が可能な領域となって
いる。そこで、フィード段より下で、塔頂から理論段で
４０段相当の位置に、ヒドロホルミル化反応工程の廃熱
によるリボイリングを行ったところ、実施例２に示すよ
うに回収熱量の４０％に相当する炊き上げエネルギーの
節減効果が認められた。実施例１及び実施例２では塔頂
温度は約６３℃となっており、これ以上大幅に塔頂圧力
を下げて減圧条件とすることは、凝縮器冷却水（通常３
０〜３５）との温度差が小さくなり、凝縮器の伝熱面積
をむやみに大きくしてしまうので好ましくない。
【００４４】そこで、蒸留塔の内容物をトレイに代え
て、理論段数で７０段相当の充填物とし、塔差圧を低下
させることにより塔底温度を下げた結果を実施例３とし
て示す。実施例１に比べて更に６％の炊き上げ熱量が減
少し、塔底温度も約８０℃と熱回収に好適な温度となっ
た。また、塔底で水添反応工程の廃熱によるリボイリン
グを行うと、実施例４に示すように回収熱量に等しい炊
き上げ負荷の減少が見られた。実施例４では驚くべきこ
とに、比較例１に対して６０％以上のエネルギー削減が
達成された。塔頂圧力及び塔底圧力を更に低くし、２−
エチルヘキサノール蒸留工程の廃熱によるリボイリング
を行った実施例５では、比較例３に対して４０％以上も
のエネルギー削減が達成されたことになり、その経済効
果は著しい。
て、理論段数で７０段相当の充填物とし、塔差圧を低下
させることにより塔底温度を下げた結果を実施例３とし
て示す。実施例１に比べて更に６％の炊き上げ熱量が減
少し、塔底温度も約８０℃と熱回収に好適な温度となっ
た。また、塔底で水添反応工程の廃熱によるリボイリン
グを行うと、実施例４に示すように回収熱量に等しい炊
き上げ負荷の減少が見られた。実施例４では驚くべきこ
とに、比較例１に対して６０％以上のエネルギー削減が
達成された。塔頂圧力及び塔底圧力を更に低くし、２−
エチルヘキサノール蒸留工程の廃熱によるリボイリング
を行った実施例５では、比較例３に対して４０％以上も
のエネルギー削減が達成されたことになり、その経済効
果は著しい。
【００４５】
【発明の効果】本発明に従って、アルデヒドの蒸留塔を
特定範囲の低圧条件下で操作することにより、熱負荷を
低く抑えた状態で高純度のアルデヒド異性体を得ること
ができ、結果として、塔底温度を従来法に比べて低く維
持することができるため、従来は困難であった他工程か
らの廃熱を効果的に回収することが可能であり、エネル
ギーコストの削減となるため、工業的な利用価値が高
い。
特定範囲の低圧条件下で操作することにより、熱負荷を
低く抑えた状態で高純度のアルデヒド異性体を得ること
ができ、結果として、塔底温度を従来法に比べて低く維
持することができるため、従来は困難であった他工程か
らの廃熱を効果的に回収することが可能であり、エネル
ギーコストの削減となるため、工業的な利用価値が高
い。
【図１】 ヒドロホルミル化反応器からの廃熱を回収す
るフローを示す図である。
るフローを示す図である。
【図２】 水添プロセスからの廃熱を回収するフローを
示す図である。
示す図である。
【図３】 アルコール蒸留塔からの廃熱を回収するフロ
ーを示す図である。
ーを示す図である。
１０１，２０１：アルデヒド蒸留塔 １０７，３０７：熱回収用リボイラー １０８：ヒドロホルミル化反応器 ２１１，２２１：水添反応器 ３０８：アルコール蒸留塔
フロントページの続き (51)Int.Cl.6 識別記号 庁内整理番号 ＦＩ 技術表示箇所 Ｃ０７Ｃ 45/82 // Ｃ０７Ｃ 45/50
Claims (13)
- 【請求項１】 プロピレンのヒドロホルミル化反応によ
り生成した混合ブチルアルデヒド生成物を、蒸留塔を用
いてｎ−ブチルアルデヒドとイソブチルアルデヒドとに
分離精製するブチルアルデヒドの製造方法において、蒸
留塔を塔頂圧力が０．００１〜０．５ｋｇ／ｃｍ2Ｇ、
塔底圧力が０．０５〜１．０ｋｇ／ｃｍ2Ｇの範囲内で
操作することを特徴とするブチルアルデヒドの製造方
法。 - 【請求項２】 塔頂圧力が０．００１〜０．３ｋｇ／ｃ
ｍ2Ｇ、塔底圧力が０．０５〜０．８ｋｇ／ｃｍ2Ｇの範
囲内である請求項１に記載のブチルアルデヒドの製造方
法。 - 【請求項３】 蒸留塔が充填塔であり、塔頂圧力と塔底
圧力の差が０．２ｋｇ／ｃｍ2未満である請求項１又は
２に記載のブチルアルデヒドの製造方法。 - 【請求項４】 蒸留塔の塔底温度が７６〜９８℃である
請求項１〜３の何れかに記載のブチルアルデヒドの製造
方法。 - 【請求項５】 蒸留塔の塔底から混合ブチルアルデヒド
生成物供給位置までの間の領域において、他工程から回
収した廃熱を用いてリボイリングを行う請求項１〜４の
何れかに記載のブチルアルデヒドの製造方法。 - 【請求項６】 廃熱がヒドロホルミル化反応の反応熱を
回収したものである請求項５に記載のブチルアルデヒド
の製造方法。 - 【請求項７】 プロピレンのヒドロホルミル化反応によ
り生成した混合ブチルアルデヒド生成物を、蒸留塔を用
いてｎ−ブチルアルデヒドとイソブチルアルデヒドとに
分離精製し、得られたｎ−ブチルアルデヒドを水添反応
させるｎ−ブタノールの製造方法において、蒸留塔を塔
頂圧力が０．００１〜０．５ｋｇ／ｃｍ2Ｇ、塔底圧力
が０．０５〜１．０ｋｇ／ｃｍ2Ｇの範囲内で操作する
ことを特徴とするｎ−ブタノールの製造方法。 - 【請求項８】 水素添加反応工程から回収した廃熱を用
いて混合ブチルアルデヒド生成物の蒸留塔のリボイリン
グを行う請求項７に記載のｎ−ブタノールの製造方法。 - 【請求項９】 ｎ−ブタノールの蒸留塔の凝縮部から回
収した廃熱を用いて混合ブチルアルデヒド生成物の蒸留
塔のリボイリングを行う請求項７に記載のｎ−ブタノー
ルの製造方法。 - 【請求項１０】 プロピレンのヒドロホルミル化反応に
より生成した混合ブチルアルデヒド生成物を、蒸留塔を
用いてｎ−ブチルアルデヒドとイソブチルアルデヒドと
に分離精製し、得られたｎ−ブチルアルデヒドを縮合反
応及び水添反応させる２−エチルヘキサノールの製造方
法において、蒸留塔を塔頂圧力が０．００１〜０．５ｋ
ｇ／ｃｍ2Ｇ、塔底圧力が０．０５〜１．０ｋｇ／ｃｍ2
Ｇの範囲内で操作することを特徴とする２−エチルヘキ
サノールの製造方法。 - 【請求項１１】 ｎ−ブチルアルデヒドの縮合反応工程
から回収した廃熱を用いて混合ブチルアルデヒド生成物
の蒸留塔のリボイリングを行う請求項１０に記載の２−
エチルヘキサノールの製造方法。 - 【請求項１２】 水素添加反応工程から回収した廃熱を
用いて混合ブチルアルデヒド生成物の蒸留塔のリボイリ
ングを行う請求項１０に記載の２−エチルヘキサノール
の製造方法。 - 【請求項１３】 ２−エチルヘキサノールの蒸留塔の凝
縮部から回収した廃熱を用いて混合ブチルアルデヒド生
成物の蒸留塔のリボイリングを行う請求項１０に記載の
２−エチルヘキサノールの製造方法。
Priority Applications (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP30563995A JP4080553B2 (ja) | 1994-12-01 | 1995-11-24 | ブチルアルデヒドの製造方法 |
Applications Claiming Priority (3)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| JP29859094 | 1994-12-01 | ||
| JP6-298590 | 1994-12-01 | ||
| JP30563995A JP4080553B2 (ja) | 1994-12-01 | 1995-11-24 | ブチルアルデヒドの製造方法 |
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| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| JPH08208554A true JPH08208554A (ja) | 1996-08-13 |
| JP4080553B2 JP4080553B2 (ja) | 2008-04-23 |
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ID=26561580
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| JP30563995A Expired - Lifetime JP4080553B2 (ja) | 1994-12-01 | 1995-11-24 | ブチルアルデヒドの製造方法 |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| JP (1) | JP4080553B2 (ja) |
Cited By (6)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
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| JP2000038359A (ja) * | 1998-05-21 | 2000-02-08 | Mitsubishi Chemicals Corp | アルコ―ルの製造方法 |
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| JP2010523699A (ja) * | 2007-04-12 | 2010-07-15 | ダウ グローバル テクノロジーズ インコーポレイティド | 蒸留の間の重質副生成物の形成を低減する方法および装置 |
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| CN114681942A (zh) * | 2020-12-28 | 2022-07-01 | 天津市华瑞奕博化工科技有限公司 | 一种叔丁醇回收完全变压耦合精馏装置及精馏方法 |
| CN115120997A (zh) * | 2022-06-30 | 2022-09-30 | 浙江卫星能源有限公司 | 一种正丁醛和异丁醛的分离系统及方法 |
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-
1995
- 1995-11-24 JP JP30563995A patent/JP4080553B2/ja not_active Expired - Lifetime
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| CN114681942B (zh) * | 2020-12-28 | 2023-07-07 | 天津市华瑞奕博化工科技有限公司 | 一种叔丁醇回收完全变压耦合精馏装置及精馏方法 |
| CN115120997A (zh) * | 2022-06-30 | 2022-09-30 | 浙江卫星能源有限公司 | 一种正丁醛和异丁醛的分离系统及方法 |
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