專利名稱：連續制備正戊醛的工藝過程的制作方法
技術領域：
本發明涉及一種烯烴氫甲酰化反應制正戊醛的過程。更確切地說，本發明涉及一種丁烯氫甲酰化反應連續制備正戊醛的工藝過程。
背景技術：
丁烯氫甲酰化反應制備正戊醛具有重要的經濟意義。正戊醛是重要的有機合成中間體，廣泛用于香料、醫藥、農藥、涂料、選礦等行業。戊醛縮合、加氫反應生產的2-丙基庚醇，是當前國內外正在開發制造的優良PVC增塑劑原料。
長期以來，全球范圍內對丁烯氫甲酰化制戊醛的反應過程有許多研究。早期丁烯氫甲酰化反應制備正戊醛的工業生產采用鈷催化劑。產品正戊醛與異戊醛的比約為3∶1到4∶1。反應需在高溫高壓下進行，產品分離困難。而且在羰基鈷催化劑催化丁烯氫甲酰化反應條件下，碳四烯烴原料中含異丁烯時，異丁烯會生成樹脂使反應復雜化。
上世紀七十年代，改性銠催化劑催化丙烯氫甲酰化反應生產醛和醇實現工業化。銠的原子系數比鈷高，原子體積大，易形成高配位數的化合物，所以，催化劑活性比羰基鈷催化劑高。專利US 3,527,809報道與羰基鈷催化劑相比較，烯烴氫甲酰化反應在三苯基膦羰基銠催化劑時，反應溫度只要50～100℃，反應壓力低于3.2MPa。
均相反應催化劑均勻地溶于反應溶劑中，造成與產品分離困難。德國專利DE 2,627,354提出油水相催化體系，使催化劑溶于水相，而反應產物在有機相，互不相容。反應在水油兩相界面進行。反應后水油兩相靜置分層，產物與催化劑易分離。避免了蒸餾分離導致烯烴氫甲酰化反應產物醛縮合生成高沸點的副產物，也避免了熱敏性的銠催化劑分解和失活。
然而，隨著烯烴碳數增加，水溶性變差，水溶性銠氫甲酰化反應需要更加苛刻的工藝條件，增加生產成本。例如，美國專利US 5,463,147和5,410,072報導了在水溶性銠催化劑存在下丁烯氫甲酰化反應合成戊醛的過程。丁烯氫甲酰化反應需要分兩段進行，第一段用水溶性銠催化劑在70～150℃、0.4～5.0MPa反應條件下催化丁烯氫甲酰化反應，第二段在羰基鈷催化劑存在下于130～180℃、8～30MPa反應條件下催化丁烯氫甲酰化反應。此外，美國SRI咨詢公司發表的PEP報告(Process Economics Program 21D)分析，丙烯氫甲酰化反應制備正丁醛，采用水溶性銠催化劑比油溶性三苯基膦羰基銠生產成本高。
美國專利US 4,748,261報導了用乙酰丙酮羰基銠與雙膦配體催化劑1-丁烯氫甲酰化反應制備正戊醛。該類銠催化劑具有較高的催化活性和產物醛的高正異構比。UCC公司用亞磷酸鹽配體替代三苯基膦配體進一步改進的催化劑被稱為第四代烯烴氫甲酰化催化劑。這種銠催化劑的活性能使丙烯氫甲酰化反應在一個“單程”中丙烯反應完全，不需要再循環；并且得到98/2的產品醛正異構比，產品醛的區域選擇性非常高。1995年這一工藝進行了工業生產。
UCC公司對丁烯氫甲酰化反應制備正戊醛的過程也開發了這一工藝。工藝包括正丁烯氫甲酰化反應和戊醛的縮合/加氫兩大步驟。戊醛中直鏈醛高達94％。但是該工藝所用的亞磷酸鹽配體不僅制備成本高，而且使用中容易分解。亞磷酸鹽配體降解生成的烷基羥基膦酸會凝膠化，從而堵塞液體循環設備(當代石油石化，10(10)15)。因此該工藝目前在工業上尚未廣泛應用。
烯烴連續氫甲酰化反應過程中，催化劑和產物同處于液相，將產物醛從反應液中分離出來，使催化劑溶液再循環至反應器中。在分離過程中如何確保熱敏性銠催化劑不受損失，一直是烯烴氫甲酰化工藝過程改進的重點之一。
為了解決連續流動式反應工藝過程產物醛與催化劑溶液的分離問題，中國專利ZL 01804852曾提出用三苯基膦羰基銠催化劑的C2～C20烯烴連續氫甲酰化反應器流出物的分離方法。該發明包括兩段降壓法分離醛和催化劑溶液。第一段降壓分離未反應原料和包含產品醛和催化劑溶液及醛縮聚物的反應液。第二段是將第一段分離得到的反應液降壓分離成產品醛和催化劑溶液。在上述分離過程中，反應器流出物和反應液必須加熱至高于氫甲酰化反應溫度5～50℃。由于烯烴氫甲酰化所用有機膦羰基銠催化劑是溫度和氣氛敏感性金屬有機化合物，在高溫或沒有合成氣保護時容易降解，從而降低了催化劑的活性。因此采用該方法分離產物醛和催化劑，可能導致催化劑活性快速下降。
另一方面，美國專利US 4,287,370報導在流動的氫甲酰化反應流程中，在反應條件下產品正構醛和異構醛能縮合生成縮聚物，生成高沸點的二聚、三聚和四聚物。可能的高聚物生成機理如下圖所示 而ZL 01804852將連續氫甲酰化的液體排除物采用兩段降壓分離產品醛和催化劑溶液，使溫度高于反應器溫度5～50℃。其不足之處是使反應液長時間處于較高溫度，將會增加烯烴氫甲酰化醛產品縮聚，增加高沸點的高聚物，降低催化劑活性。
發明內容
本發明的目的是提供一種具有工業應用價值的烯烴氫甲酰化反應制備醛的工藝過程。
本發明以含有少量丁烷、順/反2-丁烯和異丁烯的1-丁烯原料與適當氫氣和一氧化碳配比并凈化后的合成氣，在有機膦羰基銠催化劑存在下，連續氫甲酰化反應；隨后采用降壓氣液分離和正壓薄膜蒸發組合分離方法，分離出反應生成的戊醛、丁烷和未反應的丁烯，剩余含活性有機膦羰基銠催化劑、溶劑和少量高沸物的催化劑溶液，再經活化后循環至反應器繼續催化反應。
本發明提出一種制備正戊醛的連續性工藝過程，該過程包括A、一個反應區，在單級或多級攪拌反應釜中，在以有機膦羰基銠絡合物和三苯基膦作為催化劑，溶于戊醛溶劑后形成循環催化劑溶液的存在下，1-丁烯原料與控制合成氣，在70～130℃、1.0～3.0MPa下連續進行氫甲酰化反應；從反應區連續流出的反應器流出液，除含有生成的正戊醛、少量的異戊醛、與烯烴相應的丁烷和很少量的戊醇及戊醛的縮聚物外，還含有上述未反應原料和催化劑；B、一個分離區，包括單級或多級氣液分離器、高位槽和膜式蒸發設備，串聯組成；從上述反應區流出的反應器流出液，降溫、降壓并經氣液分離器進行氣液分離后送入高位槽，再連續流入膜式蒸發設備，在合成氣保護氣氛下蒸發、冷凝，分離成粗產品和循環催化劑兩個流股；粗產品主要含有戊醛和C4烴，循環催化劑溶液含有上述銠絡合物、三苯基膦、戊醛和少量的戊醇、醛縮聚物；C、一個活化區，循環催化劑溶液送入活化器，與合成氣充分接觸、活化后，重新返回反應區進行氫甲酰化反應；其操作條件為50～100℃、1.1～3.5MPa。
在反應區，合成氣的H2/CO摩爾比為0.5～5.0，采用各種吸附劑脫除其中的微量O2、S、Cl。合成氣與烯烴的摩爾比為2.05～5.0，通過活化器與循環催化劑混合，進入反應器參與烯烴氫甲酰化反應。
在反應區，1-丁烯原料含有少量順/反-2-丁烯、異丁烯和丁烷，1-丁烯含量不低于50wt％、異丁烯含量不高于5wt％的丁烯原料，凈化后以烯烴與循環催化劑的體積比為0.1～1.5的流速加入反應器，參與烯烴氫甲酰化反應。
在反應區，有機膦羰基銠催化劑來源于各種銠絡合物，比如可以選自RhH(CO)(C18H15P)3、Rh(CO)(C5H7O2)(C18H15P)或Rh(CO)2(C5H7O2)。
有機膦羰基銠、三苯基膦和溶劑戊醛組成的催化劑溶液，銠濃度為0.5～5mmol/L，P/Rh摩爾比為10～1000。
催化劑制備是這樣的有機膦羰基銠、三苯基膦和溶劑戊醛物料溶解、混合均勻后，在H2/CO體積比為1.0的合成氣存在下，在50～100℃、0.3～1.5MPa下攪拌釜內制備0.2～2小時獲得。
在分離區，膜式蒸發設備選自升降膜蒸發器、刮板式或無刮板薄膜蒸發器，其操作條件為蒸發溫度20～100℃、壓力0.08～0.6MPa，最好為30～80℃、0.09～0.3MPa。
在活化區，循環催化劑活化器其體積為反應釜的1/5～1/500，最好為1/10～1/100；內部裝有選自各種高孔隙填料或各種類型靜態混合器的構件，以增強氣液接觸作用；其操作條件為50～100℃、1.1～3.5MPa，最好為60～90℃，1.3～3.0MPa。
下面把本發明的主要內容加以說明1.正壓操作的膜式蒸發設備在丁烯氫甲酰化反應的流動式工藝流程中，反應液不僅含有銠絡合物、三苯基膦、反應產物正戊醛、異戊醛，還含有部分丁烷、未反應完的1-丁烯、順/反-2-丁烯和少量的戊醛縮聚物。有許多方法可以將全部或部分戊醛產物和C4烴從反應液中分離出來，剩余含有催化劑的溶液再循環至反應區，繼續催化烯烴氫甲酰化反應。這些方法包括膜式蒸發、簡單蒸餾、減壓蒸餾、閃蒸以及在合成氣保護下的加壓蒸餾等。
丙烯氫甲酰化制備丁醛的過程中，反應液中大部分丙烯和丙烷隨合成氣在氣液分離階段逸出，采用閃蒸的方法就能有效分離反應液為含有沸點為75℃的正丁醛和沸點為63℃的異丁醛的粗產品與催化劑溶液。但在丁烯氫甲酰化反應過程中，由于正戊醛和2-甲基丁醛正常沸點為103℃和92℃，反應液中含有較多C4烴，用閃蒸或蒸餾方法需要更高溫度和苛刻條件，才能有效分離產品醛與催化劑溶液，導致金屬銠絡合物和有機膦配體在分離過程中損失較多。此外，在分離過程中由于溫度較高、停留時間較長，產品戊醛縮聚成二聚物、三聚物和多聚物增加。
另一方面，常規的膜式蒸發設備都是在減壓或高真空條件下使用，雖然儲量少、停留時間短，但對于含有溫度和氣氛敏感性的有機膦羰基銠催化劑物料，難免導致部分活性銠金屬絡合物的分解。
為了既能實現戊醛粗產品和活性三苯基膦羰基銠催化劑溶液的有效分離，又能確保蒸發溫度低、停留時間短，并且有一氧化碳保護氣氛，我們發現在丁烯氫甲酰化反應液分離過程中，使用正壓操作的膜式蒸發設備，包括常規的升降膜蒸發器和刮板式或不帶刮板的薄膜蒸發器。由于含有機膦銠金屬絡合物的催化劑溶液，在高位槽和接收罐中都可加入低壓合成氣加以保護，正壓操作的膜式蒸發設備不僅蒸發溫度低、停留時間短，而且分離出的催化劑溶液仍然在合成氣的氣氛下，因此整個戊醛粗產品和催化劑溶液分離過程中，活性三苯基膦羰基銠絡合物得到充分保護。采用本發明的連續丁烯氫甲酰化過程，正壓操作的膜式蒸發設備分離戊醛產品和催化劑溶液，比常規的閃蒸和減壓蒸發方法更優越，其實施效果在實施例4中已充分顯示。
2.活化器在有機膦羰基銠催化劑存在下烯烴氫甲酰化反應制備醛的工藝過程中，在反應條件下不僅銠催化劑的活性緩慢下降，產物醛的縮聚物也減弱銠催化劑的氫甲酰化活性。
美國專利US 4,148,830提出丙烯氫甲酰化制備丁醛過程中丁醛縮合成二聚、三聚、四聚及多聚物。US 4,287,370報導丁烯氫甲酰化反應連續過程中戊醛自身縮聚和相互縮聚生成高沸點的二聚物、三聚物、四聚物。
我們研究丁烯氫甲酰化制備正戊醛時，也發現戊醛的縮合物在氫甲酰化反應中隨反應溫度的增加而增加，例如在溫度100℃下反應2小時，反應液中戊醛縮聚物分別為二聚體0.51wt％，三聚體5.48wt％，四聚體1.31wt％；而在溫度110℃下反應2小時，反應液中戊醛二聚體0.92wt％，三聚體8.51wt％，四聚體5.91wt％。
此外，一些教科書(如Rhodium Catalyzed Hydroformylation，Kluwer AcademicPublishers2000)指出在某些工藝環境下銠有機膦絡合物之間相互作用，形成沒有催化活性的多核銠簇化合物如Rh4(CO)12-n(TPP)n(n＝1-4)。多核銠簇化合物的形成受許多工藝條件影響，例如反應工藝過程的溫度、有機膦配體和銠濃度及其比例、一氧化碳和氫分壓等，均可生成不活潑的銠簇化合物。高溫和一氧化碳分壓因素的影響尤為重要。
很多報導指出在保證沒有催化劑毒物的情況下，三苯基膦羰基銠催化劑的催化活性仍以每天1～3％的速度下降。美國專利US 4,277,527報導催化劑的活性以每天3％的速度降低。針對上述各因素對銠催化劑活性的影響，本發明提出在丁烯連續氫甲酰化反應的工藝過程中加入活化器設備。
活化器體積只有反應釜體積的1/5～1/500，維持最適宜的溫度和壓力。活化器中裝有高孔隙填料和/或靜態混合器如SV型靜態混合器等內構件。這些內構件使進入活化器中的循環催化劑溶液和一同進入的適宜H2/CO比的新鮮合成氣充分接觸，氣液混合物在流道內湍流、剪切、混合，銠催化劑得以充分活化。催化劑溶液中的團聚物在活化器中被剪切、分散，多核銠簇化合物分解、重組為活性的單核有機膦-銠羰基絡合物，進一步活化催化劑。活化器的效果在流動反應裝置連續1000小時試驗中，已充分顯示(實施例5)。
本發明的內容借助于附圖進一步闡述。附圖僅僅是用于說明本發明的示意流程圖，只畫出解釋過程的必要設備，而其它明顯需要的設施，如儀表、氣體匯流設備、泵、閥門、中間罐等省略。本發明并不局限于此圖中所述的過程。
本發明制備正戊醛過程工藝步驟如下(1)催化劑配制開車或補加催化劑時，乙酰丙酮三苯基膦羰基銠和三苯基膦均勻溶解在溶劑中，由管線26加入催化劑循環罐V6，用凈化后的N2或合成氣抽空置換，再經泵P2輸送至反應釜制備后，循環至整個系統。
(2)丁烯氫甲酰化反應整個系統用N2和/或合成氣分別置換，從排放尾氣檢測系統氧含量低于0.1ppm。氫氣經管線1、一氧化碳經管線2，分別通過氣體質量流速計(附圖中未畫出)計量，匯流配制合成氣，進入C1凈化單元，凈化后的合成氣中氧、硫和氯含量低于0.1ppm。新鮮合成氣和管線17來的含未反應C4烴循環尾氣穩壓后與管線22來的循環催化劑，經管線3混合進入催化劑活化器V1，連續流入氫甲酰化反應器R1。烯烴原料通過凈化單元C2凈化，計量送入反應器R1，發生氫甲酰化反應。反應釜裝有可調速電磁攪拌器，加套加熱。反應尾氣經管線8通過冷卻器E1降溫，經管線9進入氣液分離器V2分離，氣體經管線10計量放空進燃料總管(附圖中未畫出)，液體經管線11返回反應器。
(3)氣液分離反應器流出液由反應器R1經管線12輸送到氣液分離器V3。分離出的氣相為丁烷、未反應丁烯和合成氣，經管線13通過冷卻器E2，再經管線14進入氣液分離器V4分離，循環尾氣經管線16和增壓機P3，再經管線17返回反應系統；液體經管線15返回氣液分離器V3。液相包括催化劑溶液、產物醛、少量的產物醛縮聚物和C4烴，經管線18由泵P1輸送至膜式蒸發器設備V5。
(4)戊醛粗產品和催化劑溶液分離從氣液分離器V3分離出的反應液，包含均勻溶解的銠催化劑、三苯基膦、溶劑、反應產物正戊醛、異戊醛、少量的未反應的原料和醛縮聚物，通過管線18和泵P1，經管線19送入膜式蒸發設備V5。沿膜式蒸發設備管壁流過的催化劑溶液，匯集后經管線20流入催化劑循環罐V6，再經泵P2循環至活化器V1。蒸發出來的戊醛粗產品，在冷凝器E3冷凝后匯集，經管線24進入粗產品罐V7。粗產品根據需要蒸餾或精餾，可得到純度大于99wt％的正戊醛。粗產品脫除C4烴后直接縮合、加氫制備增塑劑醇2-丙基庚醇。
(5)合成氣原料和尾氣用氣體質量流速計按需要配制準確H2/CO比的合成氣。合成氣在凈化單元C1嚴格凈化，其氧、硫、氯含量均低于0.1ppm。氣相色譜儀定時在線分析合成氣原料和尾氣的H2/CO比，通過調節合成氣原料的H2/CO比和尾氣流量，控制尾氣中H2/CO體積比為0.8～5.0，最好為0.9～3.0，進而調節烯烴氫甲酰化反應產物的正異比(L/B)為6～30。
在上述的連續工藝過程中，在步驟(2)中，氫甲酰化反應器R1的反應溫度為70～130℃，壓力1.0～2.5MPa。
在上述的連續工藝過程中，在步驟(3)中氣液分離器的壓力0.4～1.0MPa，溫度50～90℃。
在上述的連續工藝過程中，在步驟(4)中膜式蒸發設備選自升降膜蒸發器、刮板式或無刮板薄膜蒸發器，它的操作條件為蒸發溫度20～100℃、壓力0.08～0.6MPa，最好為30～80℃、0.09～0.3MPa。
在上述的連續工藝過程中，在步驟(4)中循環催化劑活化器其體積為反應釜的1/5～1/500，最好為1/10～1/100；內部裝有增強氣液接觸的構件，選自各種高孔隙填料或靜態混合器；其使用條件為50～100℃、1.1～3.5MPa，最好為60～90℃，1.3～3.0MPa。
本發明的有益效果如下1.本發明采用催化劑活化器，活化了銠催化劑，控制或減少醛縮聚反應生成的縮醛高沸點副產物，提高催化劑活性，提高醛的區域選擇性。
2.本發明選擇的膜式蒸發設備比閃蒸器更有效的分離反應液中催化劑溶液和戊醛產品。適宜的膜式蒸發器操作條件可減少或不產生醛縮合，保護銠催化劑，提高催化劑活性和延長催化劑使用時間。
具體實施例方式
下面舉例說明本發明內容，但本發明的保護范圍并不限于以下實施例。
實施例1在附圖所示反應工藝過程中，反應器容積為1立升，帶有調速雙層電磁攪拌器，油浴夾套加熱。催化劑活化器電加熱。
流動反應系統中加入3.5升正戊醛均勻溶解的3.84g三苯基膦乙酰丙酮羰基銠，369.8g三苯基膦催化劑溶液。用高純氮吹掃，置換系統空氣。通入凈化的H2/CO比為1.0的合成氣，直到系統的氧含量低于0.1ppm。加入1-丁烯純度95.2wt％、異丁烯0.5wt％的烯烴原料反應。反應器R1操作條件控制在80～90℃、1.9～2.1MPa。反應液在氣液反應器V3中60℃、0.4～0.8MPa下分離出液相，由泵P1送入薄膜蒸發器V5，在40～60℃、0.15MPa下分離出粗產品戊醛進入產品罐V7。催化劑溶液接收到V6，再由泵P2循環回催化劑活化器V1，活化的催化劑溶液回到反應器繼續氫甲酰化反應。合成氣和尾氣由氣相色譜儀在線分析，粗產品和催化劑定時取樣由另一臺氣相色譜儀分析。微量氧分析儀在線分析氣體氧含量。連續氫甲酰化反應320h，試驗結果列于表1中。
表1
實施例2同實施例1相同的丁烯氫甲酰化操作實驗方法。加入1-丁烯純度80.8wt％、異丁烯1.5wt％的烯烴原料，連續氫甲酰化反應1020小時，結果列于表1。
實施例3同實施例1相同的丁烯氫甲酰化操作實驗方法。丁烯原料組成為1-丁烯55.4wt％、順/反-2-丁烯22.6wt％、丁烷19.5wt％、異丁烯2.5wt％，連續氫甲酰化反應50小時，結果列于表1。
實施例4同實施例1相同的丁烯氫甲酰化實驗方法，反應器流出物經氣液分離器分離，獲得的反應液用閃蒸和薄膜蒸發器分別分離催化劑溶液和戊醛產品。采用旋轉蒸發儀進行閃蒸，膜式蒸發設備選用刮板式薄膜蒸發器。蒸出的輕、重組分液相，用GC分析組成。結果列于表2。
實施例5同實施例1相同的丁烯氫甲酰化實驗方法，采用相同的丁烯原料和反應條件，在活化器進出口管路連接旁路。當流動反應系統操作穩定后，打開旁路，關閉活化器入口閥門(附圖中未畫出)，使循環催化劑溶液不經過活化器，直接流入反應器，連續氫甲酰化反應150小時；再打開活化器入口閥門，關閉旁路閥門，使循環催化劑溶液經過活化器，連續氫甲酰化反應150小時。實驗結果見表3。
表2
表3
權利要求
1.一種制備正戊醛的連續性工藝過程，該過程包括A、一個反應區，在單級或多級攪拌反應釜中，在以有機膦羰基銠絡合物和三苯基膦作為催化劑，溶于戊醛溶劑后形成循環催化劑溶液的存在下，1-丁烯原料與控制合成氣，在70～130℃、1.0～3.0MPa下連續進行氫甲酰化反應；從反應區連續流出的反應器流出液，除含有生成的正戊醛、少量的異戊醛、與烯烴相應的丁烷和很少量的戊醇及戊醛的縮聚物外，還含有上述未反應原料和催化劑；B、一個分離區，包括單級或多級氣液分離器、高位槽和膜式蒸發設備，串聯組成；從上述反應區流出的反應器流出液，降溫、降壓并經氣液分離器進行氣液分離后送入高位槽，再連續流入膜式蒸發設備，在合成氣保護氣氛下蒸發、冷凝，分離成粗產品和循環催化劑兩個流股；粗產品主要含有戊醛和C4烴，循環催化劑溶液含有上述銠絡合物、三苯基膦、戊醛和少量的戊醇、醛縮聚物；C、一個活化區，循環催化劑溶液送入活化器，與合成氣充分接觸、活化后，重新返回反應區進行氫甲酰化反應；其操作條件為50～100℃、1.1～3.5MPa。
2.如權利要求1所說的方法，其特征在于在反應區，1-丁烯原料含有少量順/反-2-丁烯、異丁烯和丁烷，1-丁烯含量不低于50wt％、異丁烯含量不高于5wt％的丁烯原料。
3.如權利要求1所說的方法，其特征在于在反應區，有機膦羰基銠選自RhH(CO)(C18H15P)3、Rh(CO)(C5H7O2)(C18H15P)或Rh(CO)2(C5H7O2)。
4.如權利要求1所說的方法，其特征在于有機膦羰基銠、三苯基膦和溶劑戊醛組成的催化劑溶液，銠濃度為0.5～5mmol/L，P/Rh摩爾比為10～1000。
5.如權利要求1所說的方法，其特征在于在分離區，膜式蒸發設備選自升降膜蒸發器、刮板式或無刮板薄膜蒸發器，其操作條件為蒸發溫度20～100℃、壓力0.08～0.6MPa。
6.如權利要求5所說的方法，其特征在于在分離區，膜式蒸發設備選自升降膜蒸發器、刮板式或無刮板薄膜蒸發器，其操作條件為蒸發溫度為30～80℃、0.09～0.3MPa。
7.如權利要求1所說的方法，其特征在于在活化區，循環催化劑活化器其體積為反應釜的1/5～1/500，；內部裝有選自各種高孔隙填料或各種類型靜態混合器的構件，以增強氣液接觸作用；其操作條件為50～100℃、1.1～3.5MPa。
8.如權利要求7所說的方法，其特征在于在活化區，循環催化劑活化器其體積為反應釜的1/10～1/100；內部裝有選自各種高孔隙填料或各種類型靜態混合器的構件，以增強氣液接觸作用；其操作條件為為60～90℃，1.3～3.0MPa。
全文摘要
本發明公開了一種連續制備正戊醛的工藝過程。該過程是在有機膦羰基銠催化劑和三苯基膦存在下，含有少量順/反－2－丁烯、異丁烯和丁烷的1－丁烯原料與合成氣連續反應，制備正戊醛的過程。本發明的工藝過程包括一個反應區，一個分離區，一個活化區。在流動式反應裝置中，丁烯氫甲酰化反應液用薄膜蒸發設備，在合成氣保護氣氛下蒸發、冷凝，分離成產物粗產品和循環催化劑溶液兩個流股，循環催化劑經活化再進入反應器。本發明采用催化劑活化器，活化了銠催化劑，控制或減少醛縮聚反應生成的縮醛高沸點副產物，提高催化劑活性，提高醛的區域選擇性。本發明選擇的膜式蒸發設備比閃蒸器更有效的分離反應液中催化劑溶液和戊醛產品。適宜的膜式蒸發器操作條件可減少或不產生醛縮合，保護銠催化劑，提高催化劑活性和延長催化劑使用時間。
文檔編號C07C47/02GK101054342SQ20061004265
公開日2007年10月17日 申請日期2006年4月11日 優先權日2006年4月11日
發明者陳革新, 趙培慶, 張錦華, 趙志遠, 夏春谷, 王金梅, 于超英, 陳誼, 凌文凱, 姚彩蘭, 高國進 申請人:中國科學院蘭州化學物理研究所, 江蘇陵光股份有限公司