TW200734293A - Process for production of dialkyl carbonate and diol in industrial scale - Google Patents
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Description
200734293 九、發明說明: 【發明所屬之技術領域】 本發明係關於一種以高產率製造碳酸二烷酯及二醇之工 業方法。更詳言之,本發明係關於一種經由一採用環狀碳 酸酯及脂族一元醇作為起始物質之反應蒸餾系統歷經一長 段時間穩定地以高產率工業上製造大量碳酸二烷酯及二醇 之方法,該方法將該等起始物質連續地饋入一已存在觸媒 之連續多層蒸餾塔中且在該塔中同時進行反應及蒸餾。 【先前技術】 已建議若干種由環狀碳酸酯與脂族一元醇之間的反應製 造碳酸二烧酯及二醇之方法,但大多數該等建議均與觸媒 相關。就反應系統而言,迄今已建議四種系統。該四種反 應系統係用於一作為最典型反應實例之由碳酸乙二酯及曱 醇製造碳酸二甲酯及乙二醇的方法中。 第一種系統為一種完全分批反應系統,其中碳酸乙二 醋、甲醇及觸媒係投入一作為一分批反應容器之高壓釜 中’且反應係藉由在甲醇沸點以上之反應溫度之施加溫度 下保持預定反應時間來進行(參見,例如專利文獻1 :美國 專利第3642858號,專利文獻2 :曰本專利特許公開申請案 第S54-48715號(對應於美國專利第4181676號),專利文獻 5 ·曰本專利特許公開申請案第S54-63023號,專利文獻 6 ·日本專利特許公開申請案第S54-148726號)。 第二種系統為一種使用一裝置之系統,在該裝置中一蒸 餾i合位於一反應容器之頂部;碳酸乙二酯、甲醇及觸媒係 116247.doc 200734293 投入该反應谷器中,且使反應藉由加熱至預定溫度來進 行。就該系統而言,為補償經由與所製造之碳酸二甲醋之 共沸而蒸餾出之甲醇,將甲醇連續地或分批地添加至該反 應容器中,但在任何情況下就該系統而言,該反應僅在已 存在觸媒、碳酸乙二酯及甲醇之分批型反應容器中進行。 因此,該反應為分批型,在回流下使用大量過量之甲醇進 行之反應需要3小時至20小時以上之範圍内之長時間(參 φ 見,例如專利文獻3 :日本專利特許公開申請案第S51-122025號(對應於美國專利第4062884號),專利文獻4 :曰 本專利特許公開申請案第S54-48716號(對應於美國專利第 4307032號)’專利文獻11 :美國專利第3803201號)。 第二種系統為一種連續反應系統,其中碳酸乙二g旨與甲 醇之混合溶液係連績地饋入一維持在預定反應溫度下之管 狀反應器中,且呈液體形式之含有未反應之碳酸乙二酯及 甲醇與所製造之碳酸二甲酯及乙二醇的反應混合物係連續 • 地自另一測出口提取。視所使用之觸媒形式而定使用兩種 方法之任一者。亦即,存在一種使用均相觸媒之方法,該 均相觸媒連同碳酸乙二酯與甲醇之混合溶液通過該管狀反 應器’且隨後在反應後將觸媒自反應混合物中分離出(參 見’例如專利文獻7 :日本專利特許公開申請案第63_ 41432號(對應於美國專利第46616〇9號),專利文獻1〇 :美 國專利第47345 18號)’且存在一種使用固定於管狀反應器 内。卩之非均相觸媒之方法(參見,例如專利文獻8 :日本專 利特許公開申請案第S63-238043號,專利文獻9 :日本專 11 f^A.1 Hnn 200734293 利特許公開申請案第S64-3 1737號(對應於美國專利第 4691041號))。經由碳酸乙二酯與曱醇之間的反應製造碳酸 二曱酯與乙二醇之反應為平衡反應,且因此就該使用管狀 反應器之連續流動反應系統而言,不可能使碳酸乙二酿之 轉化率高於由所投入之組合物比率及反應溫度所確定之平 衡轉化率.。舉例而言,根據專利文獻7(日本專利特許公開 申請案第S63-41432號(對應於美國專利第4661609號))之實 例1,就在130°C下使用以甲醇/碳酸乙二酯之莫耳比=4/1投 入之起始物質之流動反應而言’碳酸乙二醋之轉化率為 2 5 %。其意謂必須將大量殘留在反應混合物中之未反應之 碳酸乙二酯及甲醇分離出、回收且再循環返回至反應器 中,且實際上,就專利文獻9(曰本專利特許公開申請案第 S64-31737(對應於美國專利第4691041號))之方法而言,大 量設備用於該分離、純化、回收及再循環中。 第四種系統為一種反應蒸餾系統,其首先由本發明之發 φ 明者揭示(參見,例如專利文獻12 :日本專利特許公開申 請案第H4-198 141,專利文獻13 :日本專利特許公開申請 案第H4_230243 ’專利文獻14 :日本專利特許公開申請案 第H9-176061號,專利文獻15 :日本專利特許公開申請案 第H9-1 83744,專利文獻16 :曰本專利特許公開申請案第 H9-194435,專利文獻17 ·國際公開案第w〇97/23445號 (對應於歐洲專利第0889025號、美國專利第5847189號), 專利文獻18 :國際公開案第貸099/64382號(對應於歐洲專 利第1086940號、美國專利第6346638號),專利文獻^: 116247.doc 200734293 國際公開案第WOOO/51954號(對應於歐洲專利第U744〇6 號、美國專利第6479689號),專利文獻20:日本專利特許 公開申請案第2002-308804,專利文獻21 :日本專利特許 公開申請案第2004-13 1394號),其為一種連續製造方法, 其中碳酸乙二酯及甲醇係各自連續地饋入一多層蒸餾塔 中’且反應係在觸媒存在下在該蒸顧塔之複數個級中進 行’同時分離出所製造之碳酸二甲酯及乙二醇。隨後,其 他公司已申請使用該反應蒸餾系統之專利申請案(參見, 例如專利文獻22 :日本專利特許公開申請案第η5·21383〇 ϊ虎(對應於歐洲專利第〇 5 3 0 61 5號、美國專利第5 2 3 12 12 號)’專利文獻23 :日本專利特許公開申請案第Η6-9507(對應於歐洲專利第〇569812號、美國專利第53591 18 號)’專利文獻24 :日本專利特許公開申請案第2〇〇3_ 119168號(對應於國際公開案第臀〇03/006418號),專利文 獻25 ··日本專利特許公開申請案第2〇〇3_3〇〇936號,專利 文獻26 :日本專利特許公開申請案第2〇〇3_3422〇9號)。 以此方式,迄今建議之由環狀碳酸酯及脂族一元醇製造 碳酸二院酯及二醇之方法為如下四種系統: (1) 完全分批反應系統; (2) 使用一反應容器之分批反應系統,該反應容器在其 頂部提供一蒸顧塔; (3) 使用一管狀反應器之流動液體反應系統;及 (4) 反應蒸顧系統。 然而’該等系統存在如下問題。 116*247 d〇c 200734293 ()及(3 )之凊況下,環狀碳酸酯之轉化率之上限係由 所杈入之组合物及溫度確定,且因此反應不能進行至完成 且因此轉化率低。此外,在⑺之情況下,為使環狀碳酸酿 之轉化率變高’必須使用極大量之脂族一元醇將所製造之 碳酸二烷酯蒸餾出,且需要很長反應時間。在(4)之情況 下,可使反應在比(1)、(2)或(3)之轉化率高的轉化率下進 行。然而,迄今建議之(4)之方法已涉及少量或短時間製造 石反酸一烧酯及二醇且未涉及歷經一長段時間穩定地以工業 規模進行製造。亦即,該等方法仍未達成歷經一長段時間 (例如不少於1000小時、較佳不少於3〇〇〇小時、更佳不少 於5000小時)穩定地連續大量(例如不少於2噸/小時)製造碳 酸二烷酯之目標。 舉例而言,用於由碳酸乙二酯及甲醇製造碳酸二曱酯 (DMC)及乙二醇(EG)之所揭示實例中之反應蒸餾塔的高度 (H : cm)、直徑(D : cm)及層數(η)之最大值,碳酸二曱酯 之製造量P(kg/hr)及連續製造時間T(hr)如表1所示。 表1 116247.doc -10 - 200734293 表1
註解1 : OLDERSHAW蒸餾塔。 註解2丨•無任何關於定義蒸餾塔之描述。 註解3:定義蒸餾塔之僅有描述為層數。 往解無任何關於製造量之描述。 註解5:無任何關於歷經一長段時間之穩定製造之描述。 請注意,專利文獻25(日本專利特許公開申請案第2〇〇3_ φ 300936號)(第〇〇6〇段)描述,,本發明之實例使用與展示於圖i 中上述較佳模式相同之方法流程,且其以操作經由碳酸乙 二酯與甲醇之間的催化轉化反應之酯基轉移來製造碳酸二 甲酯及乙二醇之工業規模裝置為目標進行。應注意本發明 之實例中之下列數值可適當地用於實際裝置之操作中”, 且作為實例,陳述特殊地製造3750 kg/hr碳酸二甲酯。該 實例中所描述之規模相當於每年生產30,00〇噸或更多,且 因此此暗示在申請專利文獻25(曰本專利特許公開申請案 第2003-300936號)(2002年4月9曰)之專利申請案時,已進 116247.doc 200734293 行使用該方法之世界第一個大規模之工業設備的操作。然 而’甚至在申請本發明申請案時,仍根本不存在該事實。 此外’在專利文獻25(曰本專利特許公開申請案第2003-300936號)之實例中,陳述與理論計算值完全相同之值的 碳酸二甲醋製造量,但乙二醇之產率為約85.6%且選擇率 為約88.4%,且因此不能真正地認為已達成高產率及高選 擇率。詳言之,低選擇率表示該方法作為工業製造方法具 _ 有致命缺陷。(亦請注意,認為由於未請求審查,專利文 獻25(日本專利特許公開申請案第2003-300936號)已於2005 年7月26曰撤回)。 就反應蒸餾法而言,存在極多引起波動之原因,諸如歸 因於反應之組合物變化及歸因於蒸餾塔中蒸餾之組合物變 化’及塔中之溫度變化及壓力變化,且因此歷經一長段時 間之連續穩定操作伴隨眾多困難,且詳言之該等困難在處 理大量之情況下進一步增加。為使用反應蒸餾法歷經一長 φ 段時間穩定地連續大量製造碳酸二烷酯及二醇同時維持碳 酸一烷酯及二醇之高產率及高選擇率,必須巧妙地設計反 應蒸餾裝置。然而,關於由迄今建議之反應蒸餾法歷經一 長段時間之連續穩定製造的僅有描述為專利文獻12(日本 專利特許公開申請案第H4-198 141號)及專利文獻13(日本 專利特許公開申請案第H4-23〇243號)中之2〇〇小時至4〇〇小 時。 【發明内容】 待本發明解決之問題 116247.doc -12- 200734293 本發月之目椋在於為以下情況提供一種特殊方法:經 由一採用%狀碳酸酯及脂族一元醇作為起始物質之反應蒸 鶴系統工業上大量製造碳酸二烧醋及二醇(例如碳酸二燒 醋不少於/小時且二醇不少於L3糾、時),該製造過程 將該等起始物質連續地饋人_已存在均相觸媒之連續多層 蒸餾塔中且在該塔中同時進行反應及蒸餾;在該方法中碳 酸二烷酯及二醇可歷經一長段時間(例如不少於1〇〇〇小 春時、較佳不少於3000小時、更佳不少於5〇〇〇小時)穩定地 以高選擇率及高產量在高產率下製造。 解決該等問題之方法 自本發明之發明者首先揭示一種使用連續多層蒸顧塔連 續製造碳酸二烧醋及二醇之方法以來,已存在眾多關於改 良該方法之建議。然而,該等建議基於小規模及短操作時 間之實驗室級,且尚無任何關於使得能夠歷經一長段時間 穩定地以工業規模大量製造、基於經由實際實施獲得之結 _ 果之特殊方法或裝置的揭示案。因此,本發明之發明者已 進行相關研究,該等研究之目的在於揭露一種使得碳酸二 烷酯及二醇能夠歷經一長段時間穩定地以高產率、高選擇 率及高產量在(例如)碳酸二烷酯不少於2噸/小時及二醇不 少於1.3噸/小時之工業規模下製造之特殊方法。結果,本 發明者已達成本發明。 亦即,在本發明之第一態樣中,提供: 種工業上製造碳酸二烧醋及二醇之方法,其中該碳 酸二烷酯及該二醇係經由一採用環狀碳酸酯及脂族_元醇 H6247.doc 200734293 作為起始物質之反應蒸館系統連續地製造,該方法包含如 下步驟: 將該等起始物質連續地饋入一已存在均相觸媒之連續多 層蒸餾塔中; 在該塔中同時進行反應及蒸餾; 將呈氣體形式之含有該所製造之碳酸二院酯之低沸點反 應混合物自該塔之上部連續地提取;及 將呈液體形式之含有該一和之局彿點反應混合物自該塔 之下部連續地提取,其中: 該連續多層蒸館塔包含一長度為L(cm)及内徑為D(cm)且 内部具有一層數為η之塔盤的圓筒形軀幹部分,且包含一 位於該塔之頂部或於接近該頂部之該塔之上部之内徑為 di (cm)的氣體出口、一位於該塔之底部或於接近該底部之 該塔之下部之内徑為d2(cm)的液體出口、至少一個位於該 塔之上部及/或中部的處於該氣體出口下方之第一入口及 φ 至少一個位於該塔之中部及/或下部的處於該液體出口上 方之第二入口,其中: (1)該長度L(cm)滿足式(1): 2100 < L < 8000 ⑴, (2) 該塔之内徑D(cm)滿足式(2): 180 < D < 2000 ⑺, (3) 該長度L(cm)與該塔之内徑D(cm)之比率滿足式(3): 4 < L/D < 40 (4)該層數n滿足式(4): H6247.doc •14- (3), 200734293 10 ^ η < 120 (4), (5) 该塔之内徑D(em)與該氣體出口之内徑山(cm)之比率 滿足式(5): 3 ^ D/di < 20 (5) 5 (6) 该塔之内徑D(cm)與該液體出口之内徑d2(cm)之比率 滿足式(6): 5 ^ D/d2 ^ 30 (6),及 (7) 各塔盤之孔徑比係在1.5%至10%之範圍内; 2.如第1項之方法,其中該碳酸二烷酯之製造量係不少 於2噸/小時; 3 ·如第1項或第2項之方法,其中該二醇之製造量係不少 於1.3嘲/小時; 4. 如第1項至第3項中任一項之方法,其中該41及該七滿 足式(7): 1 ^ d!/d2 < 5 (7); 5. 如第1項至第4項中任一項之方法,其中該連續多層蒸 顧塔之L、D、L/D、n、D/d丨及D/d2分別滿足以下諸式: 2300 < L < 6000 ^ 200 < D < 1〇〇〇 . 5 ^ 3〇 ν30 < η < 100、4 < D/di < 15及 7 S D/d2 S 25 ; 6. 如第!項至第5項中任一項之方法,其中該連續多層蒸 德塔之L、D、L/D、η、D/dl及DA分別滿足以下諸式: 2500 , L, 5000 ^ 210, D, 800 , 7 ,L/D^2〇^〇^n^ 90、5 S D/di <13及 9 < D/d2 <20 ; 7 ·如弟1項至第6項中任一項之方法 力凌’其中各塔盤之孔徑 116247.doc -15- 200734293 其中各塔盤之孔徑比係在 比係在1.7。/〇至8.0%之範圍内; 8·如第1項至第7項之方法, 1.9%至6.0%之範圍内; 9 ·如第1項至第8項中任一 α:音之古、、土 丁仕項之方法,其中該塔盤為一具 有一篩部及一下導管部分之篩塔盤; 八 10·如第9項之方法’其中該筛塔盤在其該篩部具有⑽至 1000個孔/平方公尺; 11·如第9項或第10項之方法,其中該篩塔盤之每一孔之 橫截面積係在〇·5 cm2至5 cm2之範圍内。 12.如第10項或第_之方法,其中該篩塔盤之孔徑比(孔 之總橫截面積與含有孔部分之區域之篩板之總面積的比 率)係在1.9%至6·0%之範圍内。 另外’根據本發明之第二態樣,提供: 13· —種用以進行環狀碳酸酯與脂族一元醇之間的酯基轉 移及蒸餾之連續多層蒸餾塔,該連續多層蒸餾塔包含: 一長度為L(cm)及内徑為D(cm)之圓筒形軀幹部分; 一位於該軀幹部分内部之層數為η的塔盤; 一位於該塔之頂部或於接近該頂部之該塔之上部之内徑 為1(0111)的氣體出口; 一位於該塔之底部或於接近該底部之該塔之下部之内徑 為d2(cm)的液體出口; 至少一個位於該塔之上部及/或中部的處於該氣體出口 下方之第一入口;及 至少一個位於該塔之中部及/或下部的處於該液體出口 116247.doc -16 - 200734293 上方之第二入口;其中: (1) 該長度L(cm)滿足式(1): Ο) 2100 < L< 8000 (2) 該塔之内徑D(cm)滿足式(2): 180 < D < 2000 (2), (3) 該長度L(cm)與該塔之内徑D(cm)之比率滿足式· 4 < L/D < 40 (3),
(4) 該層數η滿足式(4): 10 < η < 120 (4), (5) 該塔之内徑D(cm)與該氣體出口之内徑djcm)之比率 滿足式(5): 3 < D /d! < 20 (5), (6) 該塔之内徑D(cm)與該液體出口之内徑d2(cm)之比率 滿足式(6): 5 < D/d2 < 30 (6); (7)各塔盤之孔徑比係在1.5%至10%之範圍内; 14·如第13項之連續多層蒸餾塔,其中該1及該t滿足式 (7): 1 幺 幺 5 (7); 15·如第13項或第14項之連續多層蒸餾塔,其中該連續多 層蒸餾塔之L、D、L/D、η、D/d】及D/d2分別滿足以下諸 式:2300 < L < 6000、200 < D < 1000、5 S L / D < 30、3〇 < η < 100、4 < D/d! < 15及 7 S D/d2 < 25 ; 16·如第13項至第15項中任一項之連續多層蒸餾塔,其中 116247.doc 17- 200734293 该連續多層蒸餾塔之L、D、L/D、η、〇/(^及〇/(12分別滿足 以下諸式·· 2500 < L < 5000、210 S D S 800、7 S L/D < 20、40 < η < 90、5 < D/d! < 13及 9 S D/d2 <20 ; 17·如第13項至第16項中任一項之連續多層蒸餾塔,其中 各塔盤之孔徑比係在1·7〇/〇至8.0%之範圍内; 18·如第13項至第17項之連續多層蒸餾塔,其中各塔盤之 孔徑比係在1.9%至6.0%之範圍内; • 19.如第13項至第18項之連續多層蒸餾塔,其中該塔盤為 一具有一篩部及一下導管部分之篩塔盤; 20·如第19項之連續多層蒸餾塔,其中該篩塔盤在其該筛 部具有100至1000個孔/平方公尺; 21·如第19項或第20項之連續多層蒸餾塔,其中該筛塔盤 之每一孔之橫截面積係在0.5 cm2至5 cm2之範圍内。 22.如第20項或第21項之連續多層蒸餾塔,其中該|帛塔盤 之孔徑比(孔之總橫截面積與含有孔部分之區域之筛板之 • 總面積的比率)係在1.9%至6.0%之範圍内。 本發明之有利效應 已發現,碳酸二烧酯及二醇可藉由實施本發明由環狀碳 酸醋及脂族一元醇歷經不少於10 0 0小時、較佳不少於3 〇 〇 〇 小時、更佳不少於5000小時之一長段時間穩定地各自以高 產率及不小於95%、較佳不小於97%、更佳不小於99%之 高選擇率在碳酸二烧酯不少於2嘲/小時、較佳不少於3順/ 小時、更佳不少於4噸/小時及二醇不少於1.3噸/小時、較 佳不少於1.95噸/小時、更佳不少於2.6噸/小時之工業規模 116247.doc -18 - 200734293 下來製造。 【實施方式】 在下文中詳細描述本發明。 本發明之反應為由下式(I)表示之可逆平衡酯基轉移反 應’其中碳酸二烧醋及二醇係由環狀碳酸酯及脂族一元醇 製造; 今 一 =h,、。h ⑴ 0 〇 (A) (B) (C) (D) 其中’R表示一價基團-((1!112)111-(111為2至6之整數),其中一 或多個氫視情況經具有1至1 〇個碳原子之烷基或芳基取 代。此外,R2表示具有1至12個碳原子之單價脂族基,其 中一或多個氫視情況經具有1至丨0個碳原子之烷基或芳基 取代。 用作本發明之起始物質之環狀碳酸酯為由上式⑴中之 (A)表示之化合物。環狀碳酸酯之較佳實例包括諸如碳酸 乙二酯或碳酸丙二酯之碳酸伸烷二酯、丨,3_二噁環己·2_ 酮、1,3-二噁環庚_2_酮或其類似物,因容易取得等更佳為 碳酸乙二酯或碳酸丙二酯,且尤其較佳為碳酸乙二酯。 此外,用作另一起始物質之脂族一元醇為由上式⑴中之 (Β)表示之化合物。使用沸點比所製造之二醇之沸點低的 月曰族元醇。雖然其可視所使用之環狀碳酸g旨之類型變 116247.doc -19- 200734293 化’但脂族一元醇之實例包 體)、烯兩# 乙醇、丙醇(異構 體)婦兩每、丁醇(異構體)、3-丁烯|醇 體)、己醇Γ里4致_、 知、戍醇(異構 (異構體) )、庚醇(異構體)、辛醇(異構體)、壬酵 ^ 癸醇(異構體)、十一醇(異構體〗、木- > it 體)、環痄妒 )、十二醇(異構 戍知、環己醇、環庚醇、環辛醇 構體)、乙基瑗A妒,苗诚胁、m 0 甲基%戊知(異 淨己醇(里播 )、甲基環己醇(異構體)、乙基
(異構體)、苯基環己醇(異構體)、节醇乂二基環己醇 苯丙醇(異構體)等等。此外’該等 、才體)、 下取代基取代、低碳烷氧基丄==諸:以 芳氧基幾基、雄氧基及确基。 …氧基幾基、 在該等脂族-元醇中,較佳使用具有⑷個碳原子之 醇、更佳為具有…個碳原子之醇,亦即甲醇、乙醇、丙 醇(異構體)及丁醇(異構體)。在使用碳酸乙二醋或碳酸丙 二醋作為環狀碳酸S旨之情況·P,㈣㈣—元醇為甲醇及 乙醇,尤其較佳為甲醇。 在本發明之方法中,需使均相觸媒存在於反應蒸餾塔 中。使均相觸媒存在之方法可為任何方法,但較佳將觸媒 連續饋入反應蒸餾塔中以使觸媒以液相存在於反應蒸餾塔 中〇 在將均相觸媒連續地饋入反應蒸顧塔中之情況下,均相 觸媒可連同環狀碳酸酯及/或脂族一元醇饋入或可在與起 始物質不同之位置處饋入。反應實際上在蒸餾塔之饋入觸 媒之位置下方之區域中進行,且因此較佳將觸媒饋入塔之 116247.doc -20 - 200734293 頂部與饋入起始物質之位置之間的區域中。觸媒必須存在 於至少5層、較佳至少7層、更佳至少1 〇層中。 就本發明所使用之觸媒而言,可使用迄今已知之多種觸 媒之任一種。觸媒之實例包括: 驗金屬及驗土金屬,諸如經、納、钟、條、絶、鎮、 姜弓、銷及鎖; 驗金屬及鹼土金屬之鹼性化合物,諸如氫化物、氫氧化 $ 物、烷醇鹽、芳醇鹽及醯胺; 驗金屬及鹼土金屬之鹼性化合物,諸如碳酸鹽、重碳酸 鹽及有機酸鹽; 三級胺,諸如三乙胺、三丁胺、三己胺及苄基二乙胺; 含氮雜芳族化合物,諸如N-烷基吡咯、N-烷基吲蜂、嚼 ϋ坐、N-燒基π米σ坐、ν·烧基啦嗤、嗔二嗤、吼°定、燒基0比 定啥琳、烧基σ奎琳、異啥琳、烧基異啥琳、να定、燒基 σ丫咬、啡啉、烷基啡啉、嘧啶、烷基嘧啶、吡嗪、燒基0比 φ 嗓、三嗪及烷基三嗪; 環肺,諸如重氮二環十一烯(DBU)及重氮二環壬稀 (DBN); 如化合物’諸如氧化銘、_化銘、氫氧化銘、碳酸銘、 硝酸鉈、硫酸鉈及鉈有機酸鹽; 錫化合物,諸如三丁基甲氧基錫、三丁基乙氧基锡、二 丁基一甲氧基錫、二乙基二乙氧基錫、二丁基二乙氧基 锡 一丁基苯氧基錫、二苯基甲氧基錫、乙酸二丁基錫、 虱化三丁基錫及2-乙基己酸錫; 116247.doc -21 - 200734293 鋅化合物,諸如二甲氧基鋅、二乙氧基鋅、伸乙基二氧 基鋅及二丁氧基鋅; 鋁化合物,諸如三曱醇鋁、三異丙醇鋁及三丁醇鋁; 鈦化合物,諸如四甲氧基鈦、四乙氧基鈦、四丁氧基 鈦、二氣二甲氧基鈦、四異丙氧基鈦、乙酸鈦及乙醯基丙 酮酸鈦; 磷化合物,諸如三甲基膦、三乙基膦、三丁基膦、三苯 基膦、_化三丁基甲基鱗、鹵化三辛基丁基鱗及鹵化三苯 •基甲基鎸; 锆化合物,諸如_化锆、乙醯基丙酮酸鍅、烷醇锆及乙 酸锆; 鉛化合物及含鉛化合物,例如氧化鉛,諸如PbO、Pb02 及 Pb3〇4, 硫化船,諸如PbS、Pb2S3及PbS2 ; 氫氧化鉛,諸如 Pb(0H)2、Pb302(0H)2、Pb2[Pb02(0H)2] φ 及 Pb20(0H)2 ; 亞鉛酸鹽,諸如 Na2Pb02、K2Pb02、NaHPb02及 KHPb02 ; 鉛酸鹽,諸如 Na2Pb03、Na2H2Pb04、K2Pb03、K2[Pb(OH)6]、 K4PI3O4、Ca2Pb〇4及 CaPb〇3 ; 碳酸鉛及其鹼式鹽,諸如PbC03及2PbCOrPb(OH)2 ; 烷氧基鉛化合物及芳氧基鉛化合物,諸如Pb(OCH3)2、 (CH30)Pb(0Ph)及 Pb(0Ph)2 ; 有機酸鉛鹽及其碳酸鹽及鹼式鹽,諸如Pb(OCOCH3)2、 Pb(OCOCH3)4及 Pb(0C0CH3)2 Pb03.H2l0 ; 116247.doc -22- 200734293 有機鉛化合物,諸如Bu4Pb、Ph4Pb、Bu3PbCl、 Ph3PbBr、Ph3Pb(或 Ph6Pb2)、Bu3PbOH及 Ph2PbO(其中 bu表 示丁基且Ph表示苯基); 錯合金,諸如 Pb_Na、Pb-Ca、Pb-Ba、Pb_Sn及 Pb-Sb · 鉛礦物,諸如方鉛礦及閃鋅礦;及 該等鉛化合物之水合物。 在所使用之化合物溶解於反應起始物質、反應混合物、 反應副產物或其類似物之情況下,該化合物可用作均相觸 媒。或者,亦較佳使用藉由將上述化合物溶解於反應起始 物質、反應混合物、反應副產物或其類似物中所獲得之混 合物或藉由反應導致溶解所獲得之混合物作為均相觸媒。 雖然本發明中所使用之觸媒量視所使用之觸媒類型而變 化’但以作為起始物質饋入之環狀碳酸酯及脂族一元醇之 總重量之比例計通常在〇·〇〇〇1重量%至5〇重量%、較佳 〇·〇05重量%至20重量。/〇、更佳0.01重量%至1〇重量❶/❶之範圍 内。 不存在對將環狀碳酸酯及脂族一元醇連續饋入一構成本 發明之反應蒸镏塔之連續多層蒸館塔中之方法的特定限 制;可使用任何饋入方法,只要能使環狀碳酸酯及脂族一 元醇在該蒸餾塔之至少5層、較佳至少7層、更佳至少1〇層 之區域内與觸媒接觸即可。亦即,可將環狀碳酸酯及脂族 一元醇自滿足上述條件之連續多層蒸餾塔之諸層中之所需 數目之入口連續地饋入。此外,可將環狀碳酸酯及脂族一 兀醇引入蒸餾塔之同一層中,或可將其引入彼此不同之層 H6247.doc -23- 200734293 中。 起始物質係以液體形式、㈣形式或液體與氣體之混合 物連續地馈入蒸館塔中。除將起始物質以此方式饋入蒸顧 塔中以外,另外亦較佳自蒸館塔之下部間歇地或連續地饋 入氣體起始物[此外’另一較佳方法為將呈液體形式或 氣體/液體混合形式之環狀碳酸酉旨連續地饋入處於已存在 觸媒之層上方之蒸館塔的層中,且將呈氣體形式及/或液 體形式之脂族-元醇連續地饋入蒸顧塔之下部的方法。在 此情況下,環狀碳酸酯當然會含有脂族一元醇。 W㈣中’㈣“起始物質可含有作為產物之碳酸 -院醋及/或二醇。其含量’就碳酸二燒醋而言,以脂族 -謂/碳酸二烷醋混合物中之碳酸二烷醋之重量百分率 計通常在〇重量%至40重量%、較佳〇重量%至3〇重量%、更 佳〇重量。/。至20重量%之範圍内,且就二醇而言,以環狀碳 酸醋/二醇混合物中之二醇之重量百分率計通常在〇重量% 至1〇重量%、較佳〇重量%至7重量%、更佳❹重量%至5重量 °/〇之範圍内。 當工業上進行本發明之反應時,除新近引人反應系統中 之新鮮環狀碳酸s旨及/或脂族—元醇以外,自該方法或另 -方法回收之以環狀碳酸醋及/或脂族—元醇作為主要电 份之物質較佳亦可用作起始物質。本發明之—㈣特徵為 系可月b的3彳法之實例為由碳酸二烧醋及芳族單經 基化合物製造碳酸二芳醋之方法’在該方法中脂族-元醇 為副蓋物且經回收。所回收之副產物脂族一元醇通常含有 116247.doc -24 - 200734293 碳酸二烷酯、芳族單羥基化合物、烷基芳基醚等,且亦可 含有少量碳酸烷基芳基酯、碳酸二芳酯等。副產物脂族一 元醇可用作本發明之起始物質,或可在所含之沸點比脂族 一 7G醇之沸點高之物質的量經由蒸餾或其類似者而降低後 用作起始物質。 本發明中較佳使用之環狀碳酸酯為經由(例如)諸如氧化 乙烯、氧化丙烯或氧化苯乙烯之氧化烯與二氧化碳之間的 鲁 反應所產生之環狀碳酸酯;含有少量該等原料化合物或其 類似物之環狀碳酸酯可用作本發明之起始物質。 在本發明中,雖然饋入反應蒸餾塔中之環狀碳酸酯之量 與脂族一元醇之量之間的比率根據酯基轉移觸媒之類型及 里及反應條件而變化’但所饋入之脂族一元醇與環狀碳酸 醋之莫耳比通常在〇·〇1倍至1〇〇〇倍之範圍内。為增加環狀 碳酸酯之轉化率,較佳饋入超過環狀碳酸酯之莫耳數至少 2倍的脂族一元醇,但若所使用之脂族一元醇之量過大, Φ 則必需使裝置更大。出於該等原因,脂族一元醇與環狀碳 酸醋之莫耳比較佳在2至20、更佳3至15、益更佳5至12之 範圍内。此外’若剩餘大量未反應之環狀碳酸酯,則未反 應之環狀碳酸酯可與產物二醇反應以產生諸如二聚物或三 聚物之寡聚物副產物,且因此在工業實施中,較佳盡可能 多地降低剩餘之未反應之環狀碳酸酯之量。在本發明之方 法中’即使上述莫耳比不大於1〇,亦可使環狀碳酸酯之轉 化率不小於98%、較佳不小於99%、更佳不小於99·9%。此 為本發明之另一特徵。 116247.doc •25- 200734293 在本發月中,較佳連續地製造不少於2嘲/小時之碳酸二 烷酯;為達成此而連續饋入之環狀碳酸酯之最小量通常為 相對待製造之碳酸二以旨之量?(仙、時)2·2 小時、較 佳2·1 Ρ噸/小時、更佳2 〇 ρ噸/小時。在益更佳之情況下, 可使該量少於1.9 Ρ噸/小時。 圖1展示用以進行根據本發明之製造方法之連續多層蒸 餾塔之示意圖的一實例。此處,本發明中所使用之連續多 層蒸餾塔10包含一具有分別處於一長度為L(cm)&内徑為 D(cm)且内部具有一層數為n之塔盤6之圓筒形軀幹部分7上 方及下方之端板5的結構,且該連續多層蒸餾塔具有一處 於該塔之頂部或處於接近該頂部之該塔之上部之内徑為 djcm)的氣體出口 1、一處於該塔之底部或處於接近該底 部之該塔之下部之内徑為d2(cm)的液體出口 2、至少一個 位於該塔之上部及/或中部之處於該氣體出口 1下方的第一 入口 3(a,e)及至少一個位於該塔之中部及/或下部之處於 該液體出口 2上方的第二入口 3(b,c)及4(a,b),且此外必 需使該連續多層蒸餾塔滿足多個條件以便能夠同時進行蒸 餾與反應以能夠歷經一長段時間穩定地製造較佳不少於2 噸/小時之碳酸二烷酯及/或較佳不少於1.3噸/小時之二醇。 請注意,圖1僅展示根據本發明之連續多層蒸餾塔之一實 施例,且因此塔盤6之排列不侷限於圖1中所示之排列。 根據本發明之連續多層蒸餾塔不僅滿足關於蒸餾功能之 條件,且亦滿足該等與所需條件相組合之條件以使反應穩 定地以1¾轉化率及南選擇率進行,詳言之: 116247.doc -26- (1) 200734293 (1) 該長度L(cm)必須滿足下式(i): 2100 < L < 8000 (2) 該塔之内徑D(cm)必須滿足下式(2) (2) 180 < D < 2000 (3)該長度L(cm)與該塔之内徑D(cm)之比率必須滿足下 式(3): (3) (4) 4 < L/D < 40 (4)層數η必須滿足下式(4): 10 < η < 120 (5)該塔之内徑D(cm)與該氣體出口之内徑di(cm)之比率 必須滿足下式(5): (5), 3 < D/d! < 20 (6)該塔之内徑D(cm)與該液體出口之内徑d2(cm)之比率 必須滿足下式(6): 5<D/K30 (6),及 (7)各i合盤之孔徑比必須在1 · 5 %至1 〇 %之範圍内。 請注意,本發明中所使用之術語”該塔之頂部或接近該 頂部之該塔之上部11意謂自該塔之頂部向下遠至約〇·25乙之 部分,且術語"該塔之底部或接近該底部之該塔之下部,,意 謂自該塔之底部向上遠至約0.25 L之部分。此處,"L”係如 上所定義。 已發現,藉由使用同時滿足上式(1)至且各塔盤之孔 徑比係在如上述第(7)項之1.5%至1 〇%之範圍内的連續多層 蒸餾塔’碳酸二烷酯及二醇可由環狀碳酸酯及脂族一元醇 116247.doc -27- 200734293 歷經例如不少於1000小時、較佳不少於3000小時、更佳不 少於5000小時之一長段時間穩定地以高轉化率、高選擇率 及高產量在較佳不少於2噸/小時之碳酸二烷酯及/或較佳不 少於1.3噸/小時之二醇之工業規模下來製造。雖然藉由實 施本發明之方法使碳酸二烷酯及二醇以該等極佳效應在工 業規模下製造變為可能的原因尚不清楚,但認為此係歸因 於當上式(1)至(6)之條件及關於各塔盤之孔徑比之條件相 $ 組合時所產生的複合效應。 本發明中所使用之術語”各塔盤之孔徑比,,對該連續多層 蒸餾塔之各塔盤而言意謂氣體及液體可穿過之塔盤中之開 口的總面積與其中具有該等開口之塔盤之面積之間的比 率。請注意,對具有一下導管部分之塔盤而言,大體上發 生鼓泡之部分(亦即排除下導管部分)之面積視為該塔盤之 面積。 本發明係關於反應蒸餾法,其中同時不僅進行蒸餾且亦 φ 進行反應且達成高轉化率及高選擇率(高產率);為達成 此,已發現,除滿足上式(1)至(6)外,使孔徑比在以上規 疋之範圍内係重要的。應注意,各因素之較佳範圍描述如 下。 若L(cm)小於2100,則轉化率降低且因此不可能達成所 需之製造量。此外,為控制設備費用同時確保轉化率以能 夠達成所需之製造量,必須使L不大於8〇〇〇。L(cm)之更佳 範圍為2300 < L S 6000,其中益更佳為25〇〇 g L < 5〇⑼。 若D(Cm)小於180,則不可能達成所需之製造量。此外, 116247.doc -28 - 200734293 為控制設備費用同時達成所需之製造量,必須使D不大於 2000。D(cm)之更佳範圍為2〇〇<D< 1〇〇〇,其中益更佳為 210 S D < 800。 若L/D小於4或大於40,則穩定操作變得困難。詳言之, 若L/D大於40,則該塔之頂部與底部之間的壓力差變得過 大且因此長時間之穩定操作變得困難。此外,使得必需増 加該塔之下部之溫度,且因此副反應變得易於發生,從而 使得選擇率降低。L/D之更佳範圍為5 < L/D幺3〇,其中益 更佳為7 < L/D S 20。 若η小於10,則轉化率降低且因此不可能達成所需之製 造量。此外,為控制設備費用同時確保轉化率以能夠達成 所需之製造量,必須使η不大於12〇。此外,若η大於12〇, 則該塔之頂部與底部之間的壓力差變得過大且因此長時間 之穩定操作變得困難。此外,使得必需增加該塔之下部之 /jnL度,且因此副反應變得易於發生,從而使得選擇率降 低。η之更佳範圍為30 < n $ 1〇〇,其中益更佳為4〇 < n g 90 〇 若D/dl小於3,則設備費用變高。此外,大量氣體組份 谷易釋放至系統外部,且因此穩定操作變得困難。若D% 大於20 ’則氣體組份之提取量變得相對較低,且因此穩定 操作變得困難,且此外使得轉化率降低。D/di之更佳範圍 為4 S D/di <15,其中益更佳為D/dij 13。 若D/d2小於5,則設備費用變高。此外,液體提取量變 传相對較高’且因此穩定操作變得困難。若D/d2大於30, 116247.doc -29- 200734293 則經過液體出口及管道之流速變得極快,且因此腐触變得 易於發生,從而導致裝置腐蝕。D/d2之更佳範圍為7 < D/d2 <25,其中益更佳為D/d2 S 20。 此外,已發現,在本發明中若該t及該d2滿足下式(7), 則愈更佳: 1 < ά\/ά2 < 5 (7)。 各塔盤之孔徑比必須在1 · 5%至1 〇%之範圍内。若孔徑比 φ 小於1 ·5%,則裝置變得相對較大以達成所需之製造量,且 因此設備費用變高。此外,滞留時間增加,且因此副反應 (例如反應產物二醇與未反應之環狀碳酸酯之間的反應)變 得易於發生。此外,若孔徑比大於丨〇%,則各塔盤之滯留 時間減少,且因此為達成高轉化率,所需之層數增加,且 因此當η較大時,上述問題出現。出於該等原因,孔徑比 之車又佳範圍為1.7%至8·0%,其中更佳為1 90/〇至6.0%。 此外’在本發明中,所有塔盤之孔徑比可相同或不同。 # 在本發明中,通常較佳使用塔盤在其上部中之孔徑比比塔 盤在下部中之孔徑比高的多層蒸餾塔。 本發明中所使用之術語”長時間之穩定操作,,意謂連續多 層蒸餾塔可在基於無管道之溢流、滴流、阻塞或腐蝕之操 作條件之穩定狀態下連續地操作不少於丨〇〇〇小時、較佳不 夕於3000小時、更佳不少於5〇〇〇小時,且可製造預定量之 奴馱一烷酯及二醇,同時維持高轉化率、高選擇率及高產 量0 本發明之一特徵在於碳酸二烷酯及二醇可歷經一長段時 H6247.doc 200734293 間穩定地各自以高選擇率且較佳以不少於2噸/小時之碳酸 二烷酯及不少於1.3噸/小時之二醇之高產量來製造。碳酸 二烧酯及二醇更佳分別以不少於3噸/小時之量及不少於 1 · 9 5p頓/小時之1、益更佳分別以不少於4領/小時之量及不 少於2.6噸/小時之量製造。此外,本發明之另一特徵在於 在連續多層蒸餾塔之L、D、L/D、η、D/d1&D/d2分別滿足 2300 < L < 6000 > 200 < D < 1〇〇〇 . 5 < L/D < 30 ' 30 < η < 籲 100、4 < D/di < 15及7 S D/d2 S 25且各塔盤之孔徑比係在 1.7%至8.0%之範圍内之情況下,可製造不少於2.5噸/小 時、較佳不少於3噸/小時、更佳不少於3.5噸/小時之碳酸 二烷酯及不少於1.6噸/小時、較佳不少於1.95噸/小時、更 佳不少於2.2噸/小時之二醇。此外,本發明之另一特徵在 於在連續多層蒸餾塔之L、D、L/D、η、D/d^D/d2分別滿 足 2500 < L < 5000、210 S D < 800、7 S L/D S 20、40 S η < 90、5 < D/di < 13及9 < D/d2 < 20且各塔盤之孔徑比係在 φ i·9%至6.0%之範圍内之情況下,可製造不少於3噸/小時、 較佳不少於3.5噸/小時、更佳不少於4噸/小時之碳酸二烷 酯及不少於1.95噸/小時、較佳不少於2.2嘲/小時、更佳不 少於2.6噸/小時之二醇。 本發明中用於碳酸二烧酯及二醇之每一者之術語”選擇 率’’係以所反應之環狀碳酸酯計。在本發明中,通常可達 成不小於95%、較佳不小於97%、更佳不小於99%之高選 擇率。此外,本發明之術語”轉化率”通常指示環狀碳酸酯 之轉化率,在本發明中有可能使環狀碳酸酯之轉化率不小 116247.doc -31 - 200734293 於95°/〇、較佳不小於97%、更佳不小於99%、益更佳不小 於99.5%、愈更佳不小於99.9%。本發明之極佳特徵之一者 在於可維持高轉化率,同時以此方式維持高選擇率。 本發明中所使用之連續多層蒸顧塔為一其中具有n層塔 盤之蒸餾塔。該塔盤之實例包括泡罩塔盤、篩塔盤、波紋 塔盤、重型浮閥塔盤、浮閥塔盤、逆流塔盤、Unifrax塔 盤、Superfrac塔盤、Maxfrac塔盤、雙流塔盤、柵格板塔 • 盤、葉輪式柵格板塔盤、Kittel塔盤或其類似物。在連續 多層蒸餾塔中存在不存在觸媒且因此反應大體不進行之層 (例如處於引入觸媒之層上方之層)的情況下,亦較佳為該 等層經填料填充之蒸餾塔,亦即具有塔盤部分及填有填料 之部分的多層蒸餾塔。填料之實例包括散堆填料,諸如拉 西環(Raschig ring)、勒辛環(Lessing ring)、鲍爾環(Pall nng)、貝爾鞍(Berl saddle)、英塔羅斯鞍(Intalox saddle)、 迪克森填料(Dixon packing)、麥克瑪洪填料(McMahon φ packing)或Heli-Pak ;或規則填料,諸如麥勒派克 (Mellapak)、吉姆派克(Gempak)、鐵諾帕克(Techno_pack)、 弗裏西派克(Flexipae)、蘇爾茲填料(Sulzer packing)、古德 羅填料(Goodroll packing)或格裏西格柵(Glitschgrid)。此 外’本發明中所使用之術語"層數n,,在塔盤之情況下意謂 塔盤之數目,且在填料之情況下意謂理論層數。因此,在 具有塔盤部分及填有填料之部分的多層蒸餾塔之情況下, 層數η為塔盤數目與理論層數之總和。 就本發明之方法而言,已發現若使用η層任何上述塔 H6247.doc -32- 200734293 盤,則可達成高轉化率、高選擇率及高產量,但就效能與 設備費用之間的關係而言,各具有一篩部及一下導管部分 之師塔盤尤其適合作為塔盤。亦已發現,各筛塔盤在 較佳具有100至1000個孔/平方公尺。孔之 至刪個孔/平方公尺,益更佳150至綱個孔/平方公尺為: 外,已發現各篩塔盤之每一孔之橫截面積較佳在〇5 cm2至 5 cm2之範圍内。每一孔之更佳橫截面積為〇7 cm2至4 em2, 癱益更佳0.9 cm2至3 cmL此外,已發現若各筛塔盤在筛部 具有1 〇2〇至1 000個孔/平方公尺且每一孔之橫截面積係在 0.5 cm2至5 cm2之範圍内’則尤其較佳。所有筛塔盤在篩 部之孔的數目可相同或可不同。 已發現,對該等筛塔盤而言,各塔盤之孔徑比通常在 1.5%至10%、較佳〇%之範圍内若各塔盤之孔徑 比在1.9%至6.0%之範圍内,則尤其較佳。 已展示,本發明之目標可藉由將上述條件附加至連續多 _ 層蒸顧塔而更容易地達成。 當進行本發明時,碳酸二烷酯及二醇係藉由以下步驟連 續地製it:將作為起始物質之環狀碳酸醋及脂族一元醇連 續地饋入已存在觸媒之連續多層蒸餾塔中,在該塔中同時 進行反應及蒸餘,將呈氣體形式之含有所製造之碳酸二烷 酯之低沸點反應混合物自該塔之上部連續地提取,且將呈 液體形式之含有二醇之高彿點反應混合物自該塔之下部連 續地提取。 此外,在本發明中’當將起始物質環狀碳酸醋及脂族一 116247.doc -33 - 200734293 元醇連續地饋入連續多層蒸餾塔中時,可將呈液體形式及/ 或氣體形式之環狀碳酸酯及脂族單羥醇自位於該塔之上部 或中部之處於該蒸餾塔之上部之氣體出口下方的一個位置 或複數個位置的入口以起始物質混合物之形式饋入或單獨 地饋入。亦較佳為一方法,其中呈液體形式之環狀碳酸醋 或含有大量環狀碳酸酯之起始物質係自蒸館塔之上部或中 部之入口饋入蒸餾塔中,且呈氣體形式之脂族一元醇或含 有大量脂族單羥醇之起始物質係自位於該塔之中部或下部 之處於蒸餾塔之下部之液體出口上方的入口饋入蒸館塔 中0 本發明中進行之酯基轉移反應之反應時間視為與連續多 層蒸餾塔中之反應液體之平均滯留時間等同。反應時間視 蒸餾塔之内部構件之形式及層數、所饋入之起始物質之 里、觸媒之類型及量、反應條件等而變化。反應時間通常
在0· 1小時至20小時、較佳在0·5小時至丨5小時、更佳在i小 時至10小時之範圍内。 反應溫度視所使用之起始物質化合物之類型及觸媒 _…士,八μ邮〜 型及量而變化。反應溫度通常在3(rc至3〇(rc之範圍内 較佳增加反應溫度以增加反應速率。然而,若反應溫度過 胃’ 變得易於發生。因& ’反應溫度較佳在机 至25代、更佳在抓謂代、益更佳在坑之範 圍内。在本發明中’反應蒸館可在塔底部溫度 於150°C、較佳π 士 μ 。^佳不大於13(^、更佳不大於mt、益更佳不 大於10 0 C之情況下、隹— . 订。本發明之一極佳特徵在於即使 116247.doc -34 - 200734293 在該低塔底部溫度下,亦可達成高轉化率、高選擇率及& 產量。此外,反應壓力視所使用之起始物質化合物之類1 及其間之組合物、反應溫度等而變化。反應壓力 — J馬減 壓、韦壓或外加壓力中之任一種,且通常在1至2><1〇7 Pa 較佳在103至l〇7pa、更佳在1〇4至5xl〇6pa之範圍内。 構成本發明中所使用之連續多層蒸餾塔之材料通常為諸 如碳鋼或不銹鋼之金屬材料。就待製造之碳酸二烷§旨及二 醇之品質而言,較佳為不銹鋼。 實例 下文經由實例更詳細地描述本發明。然而,本發明不偈 限於下列實例。 實例1 : <連續多層蒸餾塔> 使用如圖 1 中所示之 L=33 00 cm、D=3 00 cm、L/D=l 1、n =60、D/K.5及D/d2=12的連續多層蒸餾塔。該蒸餾塔之 _ 塔盤為篩塔盤’各塔盤在其篩部具有約1.3 cm2之每一孔之 橫截面積及約180至320個孔/平方公尺之孔數目。塔盤之 每一者之孔徑比係在2.1%至4.2%之範圍内。 <反應蒸餾> 將3·27噸/小時呈液體形式之碳酸乙二酯自位於自底部第 55層之入口(3-a)連續地引入蒸餾塔中。將3.238噸/小時呈 氣體形式之甲醇(含有8.96重量%之碳酸二曱酯)及7.489噸/ 小時呈液體形式之曱醇(含有6.66重量%之碳酸二甲酯)分 別自位於自底部第3 1層之入口(3-b及3-c)連續地引入蒸顧 116247.doc -35- 200734293 塔中。引入蒸餾塔中之起始物質之莫耳比為··甲醇/破酸 乙二酯=8.36。 所使用之觸媒係藉由以下步驟獲得··將4.8噸乙二醇添 加至2.5嘲KOH(48重量%之水溶液)中,加熱至約i3〇°C,逐 漸降低壓力,且在約13 00 Pa下進行熱處理歷時約3小時以 產生均相溶液。將該觸媒溶液自位於自底部第54層之入口 (3-e)連續地引入蒸餾塔中(K濃度··以所饋入之碳酸乙二酯 鲁 計0·1重量。/❶)。在98°C之塔底部溫度,約ΐ·ιΐ8χΐ〇5 pa之塔 頂部壓力及0.42之回流比條件下連績進行反應蒸餾。 24小時後,有可能達成穩定的穩態操作。使用一熱交換 器將呈氣體形式之自塔之頂部i提取之低沸點反應混合物 冷卻且因此轉化為液體。以10.678噸/小時自蒸餾塔連續地 k取之液態低彿點反應混合物含有4· 129v頓/小時之碳酸二 甲酯及6·549噸/小時之甲醇。以3·382噸/小時自塔之底部2 連續地提取之液體含有2.356噸/小時之乙二醇、ι·〇 14噸/小 φ 時之甲醇及4公斤/小時之未反應之碳酸乙二酯。排除起始 物質中所含有之碳酸二甲酯,碳酸二甲酯之實際製造量為 3.340噸/小時,且排除觸媒溶液中所含有之乙二醇,乙二 醇之實際製造量為2.301”頓/小時。碳酸乙二酯之轉化率為 99.88%,碳酸二甲酯之選擇率不小於99·99%,且乙二醇之 選擇率不小於99.99%。 在該等條件下進行長時間之連續操作。5〇〇小時、2〇〇〇 小時、4000小時、5000小時及6〇〇〇小時後,每小時之實際 製造量,就碳酸二甲酯而言分別為3·34〇噸、3·34〇噸: 116247.doc -36 - 200734293 3.340嘲、3·340嘲及 3 3404S,b μ 4U頓且就乙二醇而言分別為2.301 噸、2.301 噸、2.301噸、2 301嗰》, 么 頓及2.301噸,碳酸乙二酯之 、99.89%、99·880/〇 及 為不小於99·99%、不小 轉化率分別為99.90%、99J9%
99.88%,碳酸二曱酯之選擇率分別 於 99.99%、不小於 9999%、τ I 不小於99.99%及不小於 99.99% 5 ^ ^ — S| ^ ii ^ ¢,1 ^ 叶心遇彈手刀別為不小於99.99%、不小於 99.99%、不小於 99 99%、τ » y/o 不小於99·99%及不小於
99.99% 〇 實例2 : 在下列條件下使用與實例1相同之連續多層蒸餾塔進行 反應蒸餾。將2.61噸/小時呈液體形式之碳酸乙二酯自位於 自底部第55層之入口(3-a)連續地引入蒸餾塔中。將4.233 噸/小時呈氣體形式之甲醇(含有2·41重量%之碳酸二甲酯) 及4.227噸/小時呈液體形式之甲醇(含有146重量%之碳酸 二甲酯)分別自位於自底部第31層之入口 ^吨及^幻連績地 φ 引入蒸館塔中。引入蒸鶴塔中之起始物質之莫耳比為:甲 醇/碳酸乙二醋=8.73。使觸媒與實例1中之觸媒相同,且 將其連續地饋入蒸餾塔中。在93°C之塔底部溫度,約 1·046χ105 Pa之塔頂部壓力及〇 48之回流比條件下連續進 行反應蒸餾。 24小時後,有可能達成穩定的穩態操作。使用一熱交換 器將呈氣體形式之自塔之頂部1提取之低沸點反應混合物 冷卻且因此轉化為液體。以8· 17噸/小時自蒸餾塔連續地提 取之液態低沸點反應混合物含有2·84ϋ頓/小時之碳酸二甲酯 116247.doc -37 - 200734293 及5 ·3 3噸/小時之甲醇。以2.937噸/小時自塔之底部2連續地 提取之液體含有1.865噸/小時之乙二醇、1川^噸/小時之甲 醇及0 · 2公斤/小時之未反應之奴酸乙二g旨。排除起始物質 中所含有之石反酸一^甲醋’碳酸二甲S旨之實際製造量為 2.669嘲/小時,且排除觸媒溶液中所含有之乙二醇,乙二 醇之實際製造量為1.839噸/小時。碳酸乙二酯之轉化率為 99.99%,碳酸二甲酯之選擇率不小於99.99%,且乙二醇之 選擇率不小於99.99%。 ® 在該等條件下進行長時間之連續操作。1000小時、2〇〇〇 小時、3000小時及5000小時後,每小時之實際製造量,就 碳酸二甲酯而言分別為2.669噸、2.669噸、2.669嘲及2.669 口镇’且就乙^一 Sf*而吕分別為1.839口镇、1 ·839口頓、1 ·839嘲及 1.839噸,碳酸乙二酯之轉化率分別為99.99%、99.99%、 99.99%及99.99°/。,碳酸二甲酯之選擇率分別為不小於 99.99%、不小於99.99%、不小於99.99%及不小於 φ 99.99%,且乙二醇之選擇率分別為不小於99.99❶/〇、不小於 99.99%、不小於99.99%及不小於99.99% ° 實例3 : 使用如圖 1中所示之L=3300 cm、D=300 cm、L/D=l 1、n =60、0/1 = 7.5及D/d2=12的連續多層蒸餾塔。該蒸餾塔中 之塔盤為篩塔盤,各塔盤在其篩部具有約1.3 cm2之每一孔 之橫截面積及約220至340個孔/平方公尺之孔數目。塔盤 之每一者之孔徑比係在2.5%至4.5%之範圍内。 將3.773噸/小時呈液體形式之碳酸乙二酯自位於自底部 116247.doc -38- 200734293 第55層之入口(3_a)連續地引入蒸餾塔中。將3·736噸/小時 呈氣體形式之甲醇(含有8.97重量%之碳酸二甲酯)及8·641 噸/小時呈液體形式之甲醇(含有6 65重量0/〇之碳酸二甲酯) 分別自位於自底部第31層之入口(3氺及3_e)連續地引入蒸 顧塔中。引入蒸館塔中之起始物質之莫耳比為:甲醇/碳 酸乙二酯=8.73。使觸媒與實例丄中之觸媒相同,且將其連 續地饋入蒸館塔中。在98。〇之塔底部溫度,約i.ii8xl〇5 Pa φ 之塔頂部壓力及0·42之回流比條件下連續進行反應蒸餾。 24小時後’有可能達成穩定的穩態操作。使用一熱交換 器將呈氣體形式之自塔之頂部提取之低沸點反應混合物冷 卻且因此轉化為液體。以12·32噸/小時自蒸餾塔連續地提 取之液態低沸點反應混合物含有4.764嘲/小時之碳酸二甲 酯及7.556噸/小時之甲醇。以3.902噸/小時自塔之底部連續 地提取之液體含有2 · 718嘲/小時之乙二醇、1 · 17嘲/小時之 甲醇及4.6公斤/小時之未反應之碳酸乙二酯。排除起始物 φ 質中所含有之碳酸二甲酯,碳酸二甲酯之實際製造量為 3.8 5 4領/小時’且排除觸媒溶液中所含有之乙二醇,乙二 醇之實際製造量為2.65 5噸/小時。碳酸乙二酯之轉化率為 99.88%,碳酸二曱酯之選擇率不小於99.99%,且乙二醇之 選擇率不小於99_99%。 在該等條件下進行長時間之連續操作。1 〇〇〇小時、2000 小時、3000小時及5000小時後,每小時之實際製造量,就 碳酸二甲酯而言分別為3.854嘲、3·854順、3.854嘲及3_854 °頓,就乙二醇而言分別為2 · 6 5 5 ρ頓、2.6 5 5領、2 · 6 5 5嘲及 116247.doc -39- 200734293 2.655嘲’碳酸乙一 8旨之轉化率分別為99.99%、99.99%、 99.99%及99.99%,碳酸二甲酯之選擇率分別為不小於 99.99%、不小於99.99%、不小於99 99%及不小於 99.99%,且乙二醇之選擇率分別為不小於99.99%、不小於 99-99%、不小於99.99%及不小於99.99% 〇 實例4 : 使用如圖 1 中所示之L=3300 cm、D=300 em、L/D=l 1、n =60、0/〇11 = 7.5及0/(12=12的連續多層蒸餾塔。該蒸餾塔中 之塔盤為師塔盤’各塔盤在其筛部具有約1.3 cm2之每一孔 之橫截面積及240至360個孔/平方公尺之孔數目。塔盤之 每一者之孔徑比係在3.0%至5·0%之範圍内。 將7.546噸/小時呈液體形式之碳酸乙二酯自位於自底部 第55層之入口(3-a)連續地引入蒸餾塔中。將7.742噸/小時 呈氣體形式之甲醇(含有8.95重量°/〇之碳酸二甲酯)及17.282 噸/小時呈液體形式之曱醇(含有6.66重量%之碳酸二甲酯) 分別自位於自底部第31層之入口(3-b及3-c)連續地引入蒸 餾塔中。引入蒸餾塔中之起始物質之莫耳比為··甲醇/碳 酸乙二酯=8.36。使觸媒與實例1中之觸媒相同,且將其連 續地饋入蒸餾塔中。在65°C之塔底部溫度,約1.118xl05 Pa 之塔頂部壓力及0.42之回流比條件下連續進行反應蒸餾。 24小時後,有可能達成穩定的穩態操作。使用一熱交換 器將呈氣體形式之自塔之頂部1提取之低沸點反應混合物 冷卻且因此轉化為液體。以24.641噸/小時自蒸餾塔連續地 提取之液態低沸點反應混合物含有9.527噸/小時之碳酸二 116247.doc -40· 200734293 甲酯及15.114噸/小時之甲醇。以7.804噸/小時自塔之底部2 連續地提取之液體含有5.436噸/小時之乙二醇、2.34哺/小 時之甲醇及23公斤/小時之未反應之碳酸乙二酯。排除起 始物質中所含有之碳酸二甲酯,碳酸二甲酯之實際製造量 為7.708噸/小時,且排除觸媒溶液中所含有之乙二醇,乙 二醇之實際製造量為5.31噸/小時。碳酸乙二酯之轉化率為 99.7%,碳酸二甲酯之選擇率不小於99.99%,且乙二醇之 選擇率不小於99.99%。 在該等條件下進行長時間之連續操作。1000小時後,每 小時之實際製造量,就碳酸二甲酯而言為7.708噸且就乙 二醇而言為5.31噸,碳酸乙二酯之轉化率為99.8%,碳酸 二甲酯之選擇率不小於99.99%,且乙二醇之選擇率不小於 99.99% ° 工業適用性 根據本發明,已發現碳酸二烧酯及二醇可由環狀碳酸酉旨 ^ 及脂族一元醇歷經不少於1 〇〇〇小時、較佳不少於3〇〇〇小 時、更佳不少於5000小時之一長段時間穩定地各自以不小 於95%、較佳不小於97%、更佳不小於99%之高選擇率在 碳酸二烷酯不少於2噸/小時、較佳不少於3噸/小時、更佳 不少於4噸/小時及二醇不少於1.3噸/小時 '較佳不少於195嘴 /小時、更佳不少於2.6噸/小時之工業規模下以高產率製造。 【圖式簡單說明】 圖1展示用以進行本發明之連續多層蒸餾塔之示意圖之 一實例,該蒸餾塔具有一位於其軀幹部分内部之η層塔盤 116247.doc -41 - 200734293 (示意性地展示於圖1中)。 【主要元件符號說明】 1 氣體出口 2 液體出口 3-a 入口 3-b 入口 3-c 入口 3-d 入口
入口 4-a 入口 4-b 入口 5 端板 6 塔盤 7 軀幹部分 10 連續多層蒸餾塔 D 軀幹部分之内徑(cm) di 氣體出口之内徑 d2 液體出口之内徑(cm) L 軀幹部分之長度(cm) 116247.doc -42-
Claims (1)
- 200734293 十、申請專利範圍·· l 一種工業上製造碳酸二烷酯及二醇之方法,其中該碳酸 一烷酯及該二醇係經由一採用環狀碳酸酯及脂族一元醇 作為起始物質之反應蒸餾系統連續地製造,該方法包含 如下步驟: 將4 4起始物質連績地饋入一已存在均相觸媒之連續 多層蒸館塔中; 在該塔中同時進行反應及蒸餾; 將呈氣體形式之含有該所製造之碳酸二烷酯之低沸點 反應混合物自該塔之上部連續地提取;及 將呈液體形式之含有該二醇之高沸點反應混合物自該 塔之下部連續地提取,其中: 该連續多層蒸餾塔包含一長度為L(cm)及内徑為D(cm) 且内部具有一層數為η之塔盤的圓筒形軀幹部分,且包 含一位於该塔之頂部或於接近該頂部之該塔之上部之内 徑為dKcm)的氣體出口、一位於該塔之底部或於接近該 底部之該塔之下部之内徑為Kcm)的液體出口、至少一 個位於該塔之上部及/或中部的處於該氣體出口下方之第 一入口及至少一個位於該塔之中部及/或下部的處於該液 體出口上方之第二入口,其中: (1) 該長度L(cm)滿足式(1): ⑴, ⑺, 2100 < L < 8000 (2) 該塔之内徑D(cm)滿足式(2): 180 < D < 2000 116247.doc 200734293 (3) $亥長度L(cm)與該塔之内控D(cm)之比率滿足式 (3) ·· 4 < L/D < 40 (3), (4) 該層數η滿足式(4): 10 < η < 120 (4), (5) 該塔之内徑D(cm)與該氣體出口之内徑di(cm)之比 率滿足式(5): (5),3 < D/di < 20 (6)該塔之内徑D(cm)與該液體出口之内徑d2(cm)之比 率滿足式(6): 5 < D/d2 < 30 (6),及 (7)各塔盤之孔徑比係在1.5%至1〇%之範圍内。 2.如请求項1之方法,其中該碳酸二烷酯之製造量係不少 於2噸/小時。 3·如请求項1或2之方法,其中該二醇之製造量係不少於ι ·3 11頓/小時。 4·如請求項丨之方法,其中該七及該d2滿足式 1 < di/d2 ^ 5 (7)。 5·如請求項1之方法,其中該連續多層蒸餾塔之[、d、 L/D、η、D/d!及D/d2分別滿足以下諸式:23〇〇 < l幺 6000 > 200 < D < 1000 ' 5 < L/D < 30 > 30 < n < 100 > 4 < D/di $ 15及 7 S D/d2 < 25。 6. 如清求項1之方法,其中該連續多層蒸餾塔之L、d、 L/D、η、D/dd D/d2分別滿足以下諸式:moo < l < 116247.doc 2007342938· 9·5000 ' 210 < 〇 < 800 ^ L/D < 20 - 40 < η < 90 - 5 < D/d! S 13及 9 < D/d2 如請求項1之方法, 8.0%之範圍内。 如請求項1之方法, 6.0%之範圍内。 如請求項1之方法, 導管部分之篩塔盤。 < 20 〇 其中各塔盤之孔徑比係在丨·7% 其中各塔盤之孔徑比係在1 ·9〇/〇 其中該塔盤為一具有一篩部及一 至 至 下 1〇·如凊求項9之方法,其中該篩塔盤在其該篩部具有1〇〇至 1000個孔/平方公尺。 11·如請求項9或10之方法,其中該篩塔盤之每一孔之橫截 面積係在0.5 cm2至5 cm2之範圍内。 12.如吻求項1 〇之方法,其中該篩塔盤之孔徑比(孔之總橫截 面積與該含有孔部分之區域之篩板之總面積的比率)係在 1.9%至6.0%之範圍内。 鲁13 ·如π求項11之方法,其中該篩塔盤之孔徑比(該等孔之總 橫截面積與該含有孔部分之區域之筛板之總面積的比率) 係在1.9%至6.0%之範圍内。 14· 一種連續多層蒸餾塔,其係用以進行環狀碳酸酯與脂族 一元醇之間的酯基轉移及蒸餾者,該連續多層蒸餾塔包 含: 一長度為L(cm)及内徑為D(cm)之圓筒形軀幹部分; 一位於該軀幹部分内部之層數為η的塔盤; 一位於該塔之頂部或於接近該頂部之該塔之上部之内 116247.doc 200734293 徑為l(cm)的氣體出口; 一位於該塔之底部或於接近該底部之該塔之下部之内 徑為d2(cm)的液體出口; 至少一個位於該塔之上部及/或中部的處於該氣體出口 下方之第一入口;及 至少一個位於該塔之中部及/或下部的處於該液體出口 上方之第二入口;其中: 0 (1)該長度L(cm)滿足式(1): 2100 < L < 8000 (1), (2) 該塔之内徑D(cm)滿足式(2): 180 < D < 2000 (2), (3) 該長度L(cm)與該塔之内徑D(cm)之比率滿足式 (3): 4 < L/D < 40 (3), (4) 該層數η滿足式(4): • 10 < η < 120 (4), (5) 該塔之内徑D(cm)與該氣體出口之内徑d〗(cm)之比 率滿足式(5): 3 < D/di < 20 (5), (6) 該塔之内徑D(cm)與該液體出口之内徑d2(cm)之比 率滿足式(6): 5 < D/d2 < 30 (6),及 (7) 各塔盤之孔徑比係在1.5%至1〇〇/。之範圍内。 15·如請求項14之連續多層蒸餾塔,其中該七及該t滿足式 116247.doc 200734293 ⑺: 1 < di/d2 ^ 5 (7)。 16 ·如請求項14或15之連續多層蒸鶴塔’其中該連續多声蒸 餾塔之L、D、L/D、η、D/dAD/d^;^,〗滿足以下諸式: 2300 < L < 6000 ' 200 < D < 1000 > 5 ^ l/D < in ^ Λ 30 < η < 100、4 < D/di < 15及 7 < D/d2 < 25。 17·如請求項14之連續多層蒸餾塔’其中該連續多層蒸顧塔 之L、D、L/D、η、D/d^D/d2分別滿足以下諸式:25〇〇 < L < 5000 ' 210 < D < 800 ^ 7 < L/D < 20 . 40 < n < 90、5 < D/d! < 13及 9 < D/d2 S 20。 18.如請求項14之連續多層蒸餾塔,其中各塔盤之孔徑比係 在1.7%至8.0%之範圍内。 19·如請求項14之連續多層蒸餾塔,其中各塔盤之孔徑比係 在1.9%至6.0%之範圍内。 20.如凊求項14之連續多層蒸德塔,其中該塔盤為一具有一 篩部及一下導管部分之篩塔盤。 2 1 ·如睛求項20之連續多層蒸餾塔,其中該篩塔盤在其該篩 部具有100至1000個孔/平方公尺。 22.如請求項20或21之連續多層蒸餾塔,其中該篩塔盤之每 孔之截面積係在〇·5 cm2至5 cm2之範圍内。 23·如請求項21之連續多層蒸餾塔,其中該篩塔盤之孔徑比 (該等孔之_截面積與該含有孔部分之區域之_板之總 面積的比率)係在1.9%至60〇/〇之範圍内。 24.如請求項22之連續多層蒸德塔,其中該篩塔盤之孔徑比 116247.doc 200734293 (該等孔之總橫截面積與該含有孔部分之區域之篩板之總 面積的比率)係在1.9%至6.0%之範圍内。116247.doc
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