汽相加氫方法

專利名稱：汽相加氫方法
技術領域：
本發明涉及汽相加氫方法。
在先有技術中，描述了各種采用汽相條件的加氫方法。在這些方法中，一般將含有一個或多個選自
、-C≡C-和-C≡N的不飽和基團的標準狀態下為液體的原料在熱氫氣流或含氫氣流中按一定比例進行汽化以形成高于該混合物露點的、上述氣體與汽化原料的汽態混合物。然后，將該汽態混合物通入裝填有粒狀多相加氫催化劑的加氫區中，一般為含一個或多個加氫催化劑床的反應器，或若干個串聯的反應器。
另一種類型的加氫方法是加氫脫硫，在該方法中，于加氫脫硫催化劑的存在下，使烴原料與氫氣接觸，以減小其硫含量。
加氫方法的實例包括將醛加氫成醇，將不飽和烴加氫成飽和烴，將酮加氫成仲醇，將腈加氫成伯胺，將脂族一元羧酸的烷基酯加氫成烷醇，以及將脂族二元羧酸的二烷基酯加氫成脂族二醇。一般的加氫條件包括采用約1巴至約100巴的壓力和約40℃至約250℃的溫度。加氫條件的選擇依賴于加氫反應的性質和選擇的加氫催化劑的活性。
加氫一般為放熱反應。因此，加氫反應器或反應器組可在絕熱或通過內冷或外冷實現的等溫條件下操作。在可能的情況下，一般選擇絕熱反應器，因為一般來說，絕熱反應器的造價和操作費用比殼式和管式等溫反應器的低。
在典型的汽相加氫方法中，最好在這樣的條件下操作，即與催化劑相接觸的汽態混合物的溫度總是比其露點高至少約5℃，更好的是甚至高至少約10℃。最好避免液體與催化劑相接觸，因為由于加氫反應的放熱特性，在催化劑表面上形成熱點，可能導致的燒結(特別是在使用含銅催化劑情況下)或由于催化劑顆粒孔內的爆炸性汽化造成的催化劑顆粒的崩解都會使催化劑受到損害。在使用含銅加氫催化劑的情況下，燒結是一個嚴重的危險，可能使裸露的還原銅表面積顯著減小，并導致催化活性的降低。催化劑顆粒的崩解使催化劑顆粒變得更細，導致整個催化劑床的壓力降增加，因此需要提高使汽態混合物通過加氫區所需的動力。提高動力就會增加設備的操作費用。此外，還需在設計階段選擇氣體循環壓縮機的尺寸，以保證該壓縮機能適應在催化劑加料的存活期內操作中所發生的壓力降增加。這就使設備費顯著提高。
例如，在US-A-2549416和EP-A-0008767中，已描述了醛的汽相加氫。在這些方案中，使用了還原的氧化銅-氧化鋅催化劑，在WO-A-82/03854中描述了在汽相中將酯氫解成醇的方法。該方法中也以還原的氧化銅-氧化鋅作催化劑。
在EP-A-0143634、WO-A-86/03189和WO-A-86/07358中，描述了通過C4二羧酸二烷基酯，例如馬來酸二烷基酯(如馬來酸二乙酯)的汽相加氫制備丁烷-1，4-二醇、ν-丁內酯和四氫呋喃的方法。在該方法中，優選還原的亞鉻酸銅催化劑。
在使用多個串聯的反應器的情況下，特別是在使用多個串聯的絕熱反應器的情況下，人們已經認識到，一般需要控制每個催化劑床的溫升，以避免如熱點的生成并防止溫度失控。在許多情況下，于催化劑床的出口溫度太高的條件下操作是不利的，因為太高的出口溫度常會使副產物的量增加。
控制絕熱反應器的催化劑床溫升的一種方法是增加循環氣中氫的含量或使惰性氣體，如氮氣，在循環氣中累積。在該方法中，過量氣體起受熱器的作用，以吸收反應中放出的熱。但是，必須增大氣體管道的尺寸和氣體循環壓縮機的尺寸，以適應增大的氣體流量，這樣，設備費用增加。
另一種常用的方法是采用多個串聯的絕熱反應器，在反應器之間噴入低溫氣體。床間冷卻(inter-bed cooling)是限制絕熱操作的催化劑床溫升的另一種方法。
在EP-A-0215563中，提出在采用多個串聯的反應器的情況下，在反應混合物從一個反應器中排出而進入下一個反應器之前，使追加的原料在從先一個反應器排出的反應混合物中汽化。
在大多數汽相加氫反應中，隨著汽相加氫裝置中操作的進行，會觀察到一定程度的催化劑減活。這種催化劑的減活常伴隨著催化劑床壓力降的增加，這是由于催化劑顆粒的崩解而產生了催化劑細粉所造成的。
許多加氫反應要求在對不飽和有機原料進行加氫前對催化劑進行預還原。為得到最優的催化活性，必須小心地在可控條件下對催化劑進行預還原。一般來說，催化劑制造廠家會說明這些預還原條件。這種可控預還原條件常采用大于一般在加氫過程中采用的氣體空速。因此，在設計階段就必須保證氣體循環壓縮機足夠大，以提供催化劑活化所需的高循環率。從這一點來看，可能需要提供一個比加氫裝置正常操作時所需的壓縮機更大的氣體循環壓縮機，其價格就更高。
因此，需要提供一種這樣的汽相加氫方法，該方法可在絕熱反應條件下進行，其副產物的生成量最小，采用簡單的加氫區，并采用一種中等大小的氣體循環壓縮機，該壓縮機在催化劑加料的整個存活期內，從預還原到催化劑重新加料，都在接近其設計能力的情況下工作。
因此，本發明試圖提供一個改進的汽相加氫方法，該方法采用一步加氫法且生成的副產物的量最小。
根據本發明，提供了一種汽相加氫方法，在該方法中，有機原料在加氫區內于汽相加氫條件下并在多相加氫催化劑的存在下與氫氣相接觸。該方法的特征在于加氫區包括并聯的第一加氫反應器和第二加氫反應器，這兩個反應器分別裝填加氫催化劑，在操作的第一步，將含有機原料和氫氣的汽態混合物僅送入第一加氫反應器，在隨后的第二步操作中，將汽態混合物僅送入第二加氫反應器，在第二步操作之后的第三步操作中，將汽態混合物同時送入第一加氫反應器和第二加氫反應器。
這種加氫方法的實例包括將包括含有至少一種選自
、-C≡C-和-C≡N的不飽和鍵的不飽和有機化合物的有機原料轉化為相應的飽和化合物，其中至少一種上述不飽和鍵分別轉化為
、
、-CH＝CH-或-CH2CH2-，以及-CH2NH2。
本發明的典型方法包括采用還原的氧化銅-氧化鋅催化劑將醛，如正丁醛和2-乙基己-2-烯醛，加氫為相應的醇，如正丁醇和2-乙基己醇。
在特別優選的方法中，有機原料為C4二羧酸的二烷基酯，如馬來酸二烷基酯，相應飽和化合物為丁烷-1，4-二醇。在該方法中，催化劑最好為還原的亞鉻酸銅催化劑。上述馬來酸二烷基酯一般為馬來酸二-(C1-C4烷基)酯，優選馬來酸二甲基酯或馬來酸二乙基酯。
例如，可從EP-A-0143634、WO-A-86/03189和WO-A-86/07358中得到馬來酸二烷基酯的汽相加氫方法的進一步描述。
在根據本發明通過加氫制備丁烷-1，4-二醇的典型方法中，汽態混合物中氫氣與馬來酸二烷基酯的摩爾比一般在約50∶1至約1000∶1之間，例如約250∶1至約500∶1。所需的催化劑為通過在EP-A-0301853中描述的方法制備的還原的亞鉻酸銅催化劑。加氫區的入口溫度一般在約150℃至約240℃，優選約170℃至約200℃。加氫區的壓力為約5巴至約100巴，優選至少為約40巴至約75巴。
馬來酸二烷基酯送入加氫區的較佳速率(以液體時空速表示)為約0.1小時-1至約0.6小時-1或更高，例如高達約1.5小時-1，或甚至高達約3.0小時-1。術語“液體時空速”的定義為進入汽化區的液態酯的單位體積數/每單位體積催化劑/每小時。對應的氣體時空速一般為2500小時-1至16000小時-1，例如高達約85000小時-1，最好為約8000小時-1至約30000小時-1。術語“氣體時空速”的定義為于1巴和0℃下測量的通過的汽態混合物的單位體積數/每單位體積催化劑/每小時。
馬來酸二烷基酯最好為馬來酸二-(C1-C4烷基)酯。其還原反應的第一步為將其氫化為相應的琥珀酸二烷基酯。這個反應為放熱反應。
將馬來酸二烷基酯還原為丁烷-1，4-二醇的反應為5摩爾氫氣與每摩爾酯的反應，其反應方程式為
其中，R為含有例如1至4個碳原子的烷基，如甲基或乙基。
實際上，馬來酸酯的還原反應比上述方程式(Ⅰ)復雜的多，并產生各種量的副產物，包括四氫呋喃、ν-丁內酯和正丁醇。盡管人們還不能完全闡明上述反應的機理，現已得到的證據與下述反應圖示是相吻合的;
從加氫區排出的反應混合物除含有丁烷-1，4-二醇外，一般還含有各種量的ν-丁內酯、四氫呋喃和正丁醇。當原料馬來酸二烷基酯為馬來酸二乙基酯時，還可能有微量琥珀酸二乙基酯。琥珀酸二烷基酯，如琥珀酸二乙基酯，和ν-丁內酯易于加氫為丁烷-1，4-二醇。可在下游產物收集和提純段收集這些物料，并與新鮮馬來酸二烷基酯，如馬來酸二乙基酯混合后再循環使用。但是，四氫呋喃和正丁醇不能在此方法中再循環。
在通過加氫區時，發生的第一個反應為馬來酸二烷基酯加氫為琥珀酸二烷基酯。這個反應為放熱反應。在上述反應圖示中歸納出的生成丁烷-1，4-二醇、ν-丁內酯、四氫呋喃和正丁醇的其它反應比馬來酸二烷基酯加氫為琥珀酸二烷基酯的反應放的熱少。
加氫活性大部分發生在催化劑床的前端。但如果要求通過每個催化劑床的單程轉化率高，所需的催化劑體積就大。此外，還需提供額外體積的催化劑，以保證當催化劑隨時間的推移而老化和/或減活時，在催化劑加料的整個存活期內維持所需的單程轉化率。還有，試圖取得高的馬來酸二烷基酯加氫轉化率的缺點在于反應混合物在高溫下與催化劑接觸的時間越長，四氫呋喃和正丁醇的產量就越高。
在含有新鮮催化劑加料的加氫區內，加氫活性大部分發生在催化劑床入口端附近。但隨著時間的推移，催化劑發生減活，使最大加氫活性區從催化劑床入口端移向反應器的出口端。隨著催化劑活性的進一步降低，需要提高反應器的入口溫度以維持所需的單程轉化率。這也提高了反應器的出口溫度并因此增加了反應混合物與催化劑在高溫下的接觸時間。因此，提高入口溫度以維持所需的裝置設計產出量意味著隨著時間的推移提高副產物四氫呋喃和正丁醇的產量。此外，催化劑減活常伴隨有催化劑細粒的出現，這些細粒增大了催化劑床的壓降，并提高了設備的操作費。最后，副產物四氫呋喃和正丁醇的比例會增大到經濟上不可接受的水平，使生產廠家不得不關閉設備并排出催化劑，再用新鮮催化劑重新啟動設備。
在本發明的方法中，采用兩個并聯的加氫反應器，催化劑加料的量在兩個反應器中基本相等。在用新鮮的催化劑加料，如亞鉻酸銅催化劑，啟動設備時，兩個反應器中的催化劑加料可分別預還原(按催化劑制造廠家的說明)，因而可使設備設計者按正常運行的需要來設計氣體循環壓縮機，而且不需要采用僅在催化劑預還原時所用的超大循環氣體壓縮機。
在每個加氫反應器中的催化劑加料預活化后，在操作的第一步將氣態混合物僅加到兩個加氫反應器的一個當中，而另一個加氫反應器保持在備用狀態下，其中的催化劑加料處于惰性或還原性氣體氣氛下。
在整個操作過程中，盡管采取一些目前可行的步驟使含氫氣體和酯都基本不含已知的催化劑毒物和催化劑減活劑，如含硫化合物和含氯化合物，催化劑活性在加氫過程中隨時間的推移而降低。在一定的時候，需要提高入口溫度以維持所需的丁烷-1，4-二醇產出量。但這也使加氫反應器的出口溫度升高，并且提高了高溫下與催化劑相接觸的反應混合物的停留時間，這又會使副產物，即四氫呋喃和正丁醇的產量增加。還可能出現催化劑的崩解，形成一些催化劑細粉，這些細粉會阻塞催化劑顆粒間的空隙，并因此提高催化劑床的壓降。因此，不得不提高氣體循環壓縮機的動力輸入，從而增大了動力消耗和操作費用。最后，副產物的量會變得不可接受的高。此時，可開始第二步操作。
在第二步操作中，將汽態混合物進料從第一加氫反應器轉換至第二加氫反應器，而且在這步操作中，僅向該第二加氫反應器輸送汽態混合物。由于第二加氫反應器中的催化劑是新鮮催化劑加料，可以降低第二加氫反應器的入口溫度，因此降低了出口溫度，并因此降低了不需要的四氫呋喃和正丁醇副產物的轉化率。由于催化劑進料是新鮮的，可以降低輸入氣體循環壓縮機的動力。
在第二步操作的一定時候，在第二加氫反應器中發生催化劑的減活，如在上述第一步操作中所述的那樣。當催化劑的減活達到不可接受的程度，而且副產物的量也變得不可接受時，可開始第三步操作。
在第三步操作中，將汽態混合物進料同時送入第一加氫反應器和第二加氫反應器。由于催化劑有效體積加倍，氣態時空速減半。由于催化劑床的壓降相應減小，氣體循環壓縮機所需的動力減少。由于氣體時空速降低，在活性加氫區內的停留時間(由兩個反應器所組成，不像在先前的兩步操作中僅由一個反應器組成)增大，這就可能在保持所需的產出量的同時降低入口溫度。此外，隨著時間的推移，會發生催化劑的減活，最終副產物的生成量變得不可接受，此時，可將裝置關閉進行例行維修，并將新鮮的催化劑加料加到加氫反應器中。
在設計按本發明的方法操作的裝置時，通常要選擇加氫反應器的尺寸，使通過該反應器時馬來酸二乙酯轉化為丁烷-1，4-二醇的轉化率受到限制。在典型的裝置中，單程轉化率可在，例如，約50%至約80%的范圍內。
在WO-A-86/03189中提出的裝置中，采用帶床間冷卻的串聯的兩個反應器。為控制溫升并控制聯產品和副產物的生成量，同時最大限度地保持催化劑活性和壽命，確實需要這樣的床間冷卻裝置。相反，本發明使加氫反應在一步反應中實現，與氣體循環過程和特定的催化劑處理步驟結合在一起，就能夠控制反應的進行以得到所需的產品和聯產品的選擇性，而不降低催化產率或催化劑壽命。
本發明的優點在于1.通過避免中間冷卻步驟而簡化工藝過程，易于操作并降低投資費用;
2.由于降低了壓降而減少壓縮機動力輸入。
采用單一加氫反應器以馬來酸二烷基酯，如馬來酸二甲基酯或二乙基酯，生產丁烷-1，4-二醇的方法時，設計中的主要問題是控制放熱反應產生的絕熱溫升，放熱反應主要是馬來酸二烷基酯加氫為琥珀酸二烷基酯的反應。此外，采用低入口溫度在經濟上是不利的，因為汽態混合物進料中的有機物料必須保持在其露點之上，以使催化劑免受液體冷凝的影響。這需要采用高的氫有機物料摩爾比。加氫反應器的出口溫度高在經濟上也是不利的，因為這會使副產物，如正丁醇和重組分的產量增加，特別是在過量催化劑的存在下，會生成更多的聯產品，主要是四氫呋喃。因此，希望出口露點盡可能地低，但仍保持在產物露點之上。
這些考慮因素確定了較佳的入口和出口溫度。但問題是由此得到的溫度范圍比總反應的絕熱溫升低得多。
在本發明中，最好采用如約60巴至約80巴的高壓，以馬來酸二烷基酯生產丁烷-1，4-二醇。這與傳統的化學工程實踐是相反的，因為在傳統的化學工程實踐中一般希望在盡可能低的壓力下操作。通過采用這樣的高壓，可以通過在高壓下使用比對催化劑床進行氣體加料和產出氣體產物以及供應在反應中消耗所需的最小量更多的氫氣進行循環，對給定尺寸的反應器和管路來說限制了絕熱溫升，這是因為通過提高壓力，循環的氣體的體積基本不變。
在本發明的其它優選方法中，有機進料包括烷基羧酸的烷基酯，如C8-C26烷基單羧酸的甲基酯，得到的產物為C8-C26烷醇。在該方法中，催化劑可為還原的氧化銅-氧化鋅催化劑。在該方法中，操作壓力為約30巴至約50巴，加氫區的入口溫度為約150℃至約240℃，例如約180℃至約220℃。
為更清楚地理解本發明并使本發明易于實施，下面將結合附圖
描述本發明的較佳實施方案，但這個實施方案僅起說明作用。該附圖是以馬來酸二乙基酯制備丁烷-1，4-二醇的裝置簡化流程圖。
本領域的技術人員會認識到，由于附圖是一個簡圖，實際操作的工業裝置中還應包括其它設備，如溫度傳感元件，壓力傳感元件、泄壓閥、控制閥、貯罐、液面控制器等。這些附加設備不是本發明的內容，并可根據化學工程的實踐來選擇。
參照附圖，含馬來酸二乙基酯的液態進料流通過管線1進入汽化器3的噴嘴2，含氫的熱氣流從管線4進入汽化器3并向上通過汽化器3。得到的汽態混合物通過管線5從汽化器3排出，如果需要，與來自管線6的其它熱含氫氣流混合，以保證管線7中的汽態混合物高于其露點，最好至少高于其露點5℃。管線7中的汽態混合物的溫度一般為約175℃，且氫氣與酯的摩爾比一般為約275∶1。閥8控制通過管線6的側路氣體的量。選擇管線1中液態酯和管線4中含氫熱氣體的比例以及管線4中氣體的溫度，以保證酯，即馬來酸二乙基酯，在汽化器3中基本上全部汽化。在汽化器3的底部收集任何沒有汽化的液體，并從排出管線(未繪出)排出，再循環至管線1。在該循環流中的重組分的量可通過用常規方法從其中取出放空物流來控制。
由于除所需的產物丁烷-1，4-二醇外，馬來酸二乙基酯的加氫還生成副產物ν-丁內酯、四氫呋喃和琥珀酸二乙基酯，而且ν-丁內酯和琥珀酸二乙基酯本身可氫化為丁烷-1，4-二醇，可在下游產物收集和純化裝置(未繪出)中收集ν-丁內酯和琥珀酸二乙基酯，并可將這些收集的物料與新鮮馬來酸二乙基酯混合在一起從管線1進入汽化器3。在這種情況下，需選擇汽化器3中的條件和通過管線6的側路氣體的量，以保證這些物料，即ν-丁內酯和琥珀酸二乙基酯，在管線7中不從汽態物流中冷凝出來。
管線7中的熱汽態混合物可通過管線8進入第一加氫反應器9，反應器9中裝填有顆粒狀酯加氫催化劑加料，如已適當地預還原的亞鉻酸銅加氫催化劑。亞鉻酸銅催化劑的預還原方法在EP-A-0301853中已有敘述。通過管線8上的閥10和排出管線12上的閥11來控制通過第一加氫反應器9的熱汽態混合物的流量。
另外，熱汽態混合物可通過管線13和閥14進入第二加氫反應器15，該反應器含有與第一加氫反應器9基本相同的催化劑加料。反應混合物通過管線16和閥17從第二加氫反應器排出。
如果閥10、11、14和17全開著，熱汽態混合物可同時流入反應器9和反應器15。
熱汽態反應混合物通過管線18進入熱交換器19，在其中把熱量傳遞給管線20中的氣流。該氣流包括來自管線21的循環氣和管線22的補充氫氣，該混合物在管線23中被氣體循環壓縮機24壓縮。
從熱交換器19出來的熱氣經管線25流入過熱器26以便在管線27中形成提供給管線4和管線6的熱氣流。
部分冷卻的反應混合物通過管線28從熱交換器19排出，通過管線30進入冷凝器29，然后進入氣體分離罐31。液相通過管線32排出，然后進入產物收集和純化裝置(未繪出)。氣相通過管線21循環。
可用任何常規的方法提供管線22中的氣體，例如通過烴原料的催化氧化或蒸氣轉化，以及隨后的水煤氣輪換反應和除CO2步驟。除氫氣外，管線22中提供的氣體還可含一種或多種惰性氣體(例如N2、Ar、CH4等)。最好用常規的提純技術從氫氣或產生氫氣的烴原料中除去含硫和含鹵化合物。如果需要，可采用加壓擺動吸收的方法為管線22提供基本純凈的氫氣。
在按照本發明的方法操作時，加氫反應器9和15中裝有催化劑，并利用氣體輸送管線22和氣體循環壓縮機24按制造廠家的說明對催化劑進行預還原。兩個反應器內的催化劑被預還原之后，關閉閥14和16，通過管線1送入酯。
在第一步操作中，將管線7中得到的熱汽態混合物通過管線8送入第一加氫反應器9，反應混合物通過管線12和18進入熱交換器19。
隨著時間的推移，出現一定程度的催化劑減活。因而需要稍微提高入口溫度以保證整個裝置的生產率。但這也意味著提高出口溫度，這就使不需要的副產物四氫呋喃的產量增加。此外，一些催化劑發生崩解，產生催化劑細粉，這就增加了第一加氫反應器9中催化劑床的壓降。因此，氣體循環壓縮機24的動力輸入需要逐步提高。
最后，第一加氫反應器9內的催化劑床的減活達到一定的程度，以及于利用第一加氫反應器9中催化劑繼續操作變得不經濟。
然后關閉閥10和11，打開閥14和17，使管線7中的熱汽態混合物通過管線13進入第二加氫反應器15。熱反應混合物從管線16自第二加氫反應器中排出，通過管線18進入熱交換器19。當催化劑是新鮮的時，第二加氫反應器15的入口溫度可以降低，這意味著出口溫度也降低，這就會產生降低副產物四氫呋喃生成量的有利結果。隨著時間的推移，第二加氫反應器15內的催化劑加料也發生一定程度的減活。
此時，無需關閉整個裝置排出加氫反應器9和15中的催化劑，而是再次打開閥10和11，使管線7中的熱汽態混合物進料同時進入兩個反應器。由于這樣使通過催化劑床的氣體時空速減半，可以降低催化劑床的入口溫度，再次得到降低催化劑床出口溫度的有利結果，減少了副產物四氫呋喃的生成量。另一個因素是由于使用并聯的兩個反應器9和15使得催化劑床的壓降降低。由于氣體時空速已經減半，降低了氣體循環壓縮機24的動力消耗。
最后，兩個反應器9和15中的催化劑進一步減活，會達到繼續生產丁烷-1，4-二醇變得不經濟的程度，因為四氫呋喃的生成量已達到了不可接受的高水平。此時，可關閉整個裝置，使其處于維修狀態，并對加氫反應器9和15重新填加新鮮的催化劑。
本領域的技術人員會認識到，本發明的原理不限于馬來酸二烷基酯(如馬來酸二乙基酯)的加氫，而適用于有機原料汽相加氫的所有加氫反應。因此，舉例來說，可以根據WO-A-82/03854的描述，采用上述裝置對一羧酸烷基酯(例如乙酸乙酯或月桂酸甲酯)進行氫化。一般來說，該方法在約40巴壓力、進料溫度約190℃和氫氣與酯摩爾比為約200∶1-400∶1的條件下操作。另外，上述裝置還可用于根據US-A-2549416和EP-A-0008767的描述將醛轉化為醇的加氫過程中。一般來說，該方法是將正丁醛加氫為正丁醇，將2-乙基己-2-烯醛加氫為2-乙基己醇。舉例來說，操作條件包括采用12巴的壓力，約135℃的入口溫度和約50∶1的氫氣與醛的比。
權利要求
1.一種加氫方法，在該方法中，有機原料在加氫區于汽相加氫條件下并在多相加氫催化劑的存在下與氫氣相接觸，其特征在于，加氫區包括并聯的第一加氫反應器和第二加氫反應器，每個反應器分別裝有加氫催化劑，在第一步操作中，將含有機原料和氫氣的汽態混合物僅送入第一加氫反應器，在第一步操作之后的第二步操作中，將上述汽態混合物僅送入第二加氫反應器，在第二步操作之后的第三步操作中，將上述汽態混合物同時送入第一加氫反應器和第二加氫反應器。
2.權利要求1所述的方法，其特征在于有機原料包括馬來酸二烷基酯，催化劑為還原的亞鉻酸銅催化劑。
3.權利要求2所述的方法，其特征在于馬來酸二烷基酯為馬來酸二甲基酯或馬來酸二乙基酯。
4.權利要求1所述的方法，其特征在于有機原料包括醛，催化劑為還原的氧化銅-氧化鋅催化劑。
5.權利要求4所述的方法，其特征在于醛為正丁醛，醇為正丁醇。
6.權利要求4所述的方法，其特征在于醛為2-乙基己-2-烯醛，醇為2-乙基己醇。
7.權利要求1所述的方法，其特征在于有機原料包括一元烷基羧酸的烷基酯，催化劑為還原的氧化銅-氧化鋅催化劑。
8.權利要求7所述的方法，其中烷基酯為C8-C26一元烷基羧酸的甲基酯，烷基醇為C8-C26烷醇。
9.權利要求1-8中任一項所述的方法，其特征在于在第一步操作之前將催化劑在還原性氣體氣氛下預還原，第一加氫反應器和第二加氫反應器中的催化劑加料是同時預還原的。
全文摘要
本發明涉及一種加氫方法，其中有機進料(如含至少一種選自
文檔編號C07C5/02GK1050038SQ9010665
公開日1991年3月20日 申請日期1990年8月4日 優先權日1989年8月4日
發明者安德魯·喬治·海爾斯, 米徹爾·威廉姆·馬歇爾·塔克 申請人:戴維·姆基(倫敦)有限公司