一種通過氧氣連續氧化製備醛或酮的方法及其設備的製作方法

2023-05-23 06:39:51

一種通過氧氣連續氧化製備醛或酮的方法及其設備的製作方法
【專利摘要】本發明涉及一種通過氧氣連續氧化製備醛或酮的方法及其設備。本發明解決了該類反應劇烈放熱而導致反應溫度不易控制、催化劑成本高、反應時間太長、非均相體系放大困難以及使用氧氣的潛在危險性等問題，提高了生產效率，實現了將該反應安全應用於工業生產的目的。
【專利說明】一種通過氧氣連續氧化製備醛或酮的方法及其設備

【技術領域】
[0001]本發明涉及製備醛或酮的方法，特別是一種通過氧氣連續氧化製備醛或酮的方法及設備。

【背景技術】
[0002]眾所周知，通過醇氧化製備相應的醛或酮是有機合成中用途最廣泛的官能團轉換反應之一，不論在基礎研究領域還是在精細化工生產中均佔有非常重要的地位(世界上通過醇氧化生產的羰基化合物每年超過百萬噸)。然而傳統工業中往往採用當量的或過量的較昂貴的氧化劑來完成這一轉化，代表性的氧化劑如鉻試劑、錳試劑及其它過渡金屬氧化物(如釕試劑)和高價碘試劑等(參見Chromium Oxidat1ns in Organic Chemistry ；Springer:BerI in, 1984 ;Regen，S.L ;Koteel，C.J.Am.Chem.Soc.1977，99，3837-8 ；Griffith, I P.Chem.Soc.Rev.1992，21，179-185.);這些過程往往伴生大量的廢棄汙染物而且反應的選擇性也是難點之一，因為醛易被進一步氧化，如伯醇往往被氧化生成羧酸等。因此，開發綠色、高選擇性、高效的醇氧化方法，尤其是高效催化劑體系的開發和使用更加綠色環保的氧化劑(如02和H202等綠色氧化劑」 green oxidants」)越來越受到關注。
[0003]在眾多催化醇氧化的催化劑(如均相、多相、生物與仿酶等領域)的研究報導中，
2,2, 6, 6-四甲基哌唆-N-氧自由基(2, 2, 6, 6-tetramethyl-piperidine-N-oxyl, TEMPO 或其衍生物)作為有機小分子催化劑引人注目。TEMPO或其衍生物是可以穩定存在的N-氧自由基而且是商品化試劑，常用作ESR自由基俘獲劑、自由基反應抑制劑和阻聚劑。TEMPO或其衍生物催化醇氧化在生產過程中得到實際應用並真正引起人們的重視，是從1987年Anelli發現使用NaBr作為助催化劑時，4-甲氧基-TEMPO或其衍生物能夠非常快速地催化次氯酸鹽對醇的氧化開始的。該Anelli方法操作簡單、條件溫和反應快速，而且表現出了接近定量的醛或酮選擇性，但是在工藝過程中有含溴和無機鹽的廢水和氯代副產物等生成。由於分子氧(空氣或氧氣)氧化醇的反應副產物只有水成為經濟且環境友好型工藝，因此開發用於分子氧氧化醇的催化體系一直是該領域的重大課題之一(如已開發成功的體系有鈀、釕、鑰-鈷、鈷、鉬、鋨-銅、鎳等過渡金屬體系，參見Piera，J ；Backvaell, J._E.Angew.Chem.1nt.Ed.2008, 47, 3506 ；Mallat, T.；Baiker, A.Chem.Rev.2004, 104, 3037)，當然也成為目前TEMPO或其衍生物催化的重要研究方向。但單獨TEMPO或其衍生物無法催化分子氧氧化醇，它需要組合具有氧化還原性質的助催化劑(主要是均相過渡金屬催化劑和溴、碘類非金屬助催化劑，如Cu、Fe、Ru、Mn和Br2、高碘化物等)來將分子氧的氧化性傳遞到醇氧化反應中。US 2012/0220792A1(也參見 Adv.Synth.Catal.2011，353，1005 - 1017)曾經報導了在室溫下有機溶劑(即有機溶劑)中利用分子氧或空氣氧化醇製備醛或酮，其中使用了硝酸鐵、TEMPO或其衍生物和無機氯化物作為催化劑，反應在1-24小時內可以以高收率完成；但該方法中對於工藝放大卻仍存在問題，由於反應放熱必須使用慢滴加的方式進行(如滴加1.5h後再反應9h)，而且該非均相體系(一般使用非極性溶劑，催化劑不溶於體系)對於間歇攪拌操作方式的大結構尺寸的反應設備要求很高，濃度、溫度分布不均的狀況會導致反應效率低，同時不易控制可能會發生的副反應。但在該反應體系中如果使用極性溶劑反應活性會大大降低，比如丙酮作溶劑的報導中(Synthesis 2012, 44，1569 -1576)反應收率大約在10%甚至更低。
[0004]近年來，連續化工藝技術尤其是微反應技術相對於傳統間歇工藝在許多工藝中體現出過程強化的優勢，如傳質、傳熱效率高、反應可以精確控制、連續安全操作以及可重複性好等。到目前為止，在醇氧化反應工藝中同樣也有類似報導。例如Jamison等人曾報導(Org.Process Res.Dev.2011, dx.do1.0rg/10.1021/op200118h)利用相轉移催化劑以12.6%的NaOCl水溶液進行醇或醛的連續氧化工藝，由於強化了相間轉移過程因此可以加速反應(5-30min完成)，而且可以在溫和條件下進行次氯酸鈉的連續淬滅從而實現工藝的安全放大。但是該工藝使用的漂白粉氧化劑並不真正綠色環保，況且其儲存以及安全問題也限制了其使用。再如Stahl等人報導(Green Chem.，2010，12，1180 - 1186)在連續反應器中有機鹼存在條件下可溶性金屬鈀催化劑催化氧氣氧化醇製備醛或酮的工藝，相對於間歇反應反應時間可以大大縮短(從18h到45min)，而且以氮氣稀釋的氧氣(8% 02)可以確保在爆炸極限範圍內實現接近定量轉化。但是該體系中需要高溫操作(60-100°C)，同時使用的金屬鈀價格昂貴並且在反應過程中易於產生還原性鈀黑。雖然涉及到TEMPO或其衍生物催化的氧氣連續氧化醇的工藝也有報導(如Subhani, M.A.；Beigi, Μ.；Eilbracht, P.Adv.Synth.Catal.2008, 350, 2903 ；Bogdan, A.；McQuade, D.T.BeilsteinJ.0rg.Chem.2009, 5，17.)，但都是利用矽膠或聚乙烯固載的TEMPO或其衍生物作為固定相。儘管有催化劑易於回收再利用的特點，作為固定相的聚合物固載的催化劑卻由於溶脹或收縮特性可能會導致反應器堵塞或體系壓降過大，或者因色譜效應導致停留時間分布不均。與前面提到的均相工藝類似，使用極性溶劑如丙酮時(Synlett 2012，23，1397 - 1401)反應幾乎不發生。同時固定床反應器設備的投資成本也會大幅上升，而適合均相物料的連續反應器就不存在這個問題而且可以方便工藝放大。
[0005]綜上所述，工業上仍然迫切需要一種既高效安全、又成本合算的適合大規模生產的綠色氧化工藝來製備醛或酮等重要的有機中間體。


【發明內容】

[0006]本發明的目的之一在於提供一種製備醛或酮的方法；本發明的目的之二在於提供一種製備醛或酮的設備；以解決現有製備醛或酮的方法存在的上述缺陷。
[0007]為實現上述目的，本發明所採用以下技術方案:
[0008]一種通過氧氣連續氧化製備醛或酮的方法，包括下列步驟:
[0009]步驟一、將包括醇底物、TEMPO或其衍生物、鐵鹽催化劑、助催化劑，按照混合時不出現沉澱的原則分成兩組，分別與極性溶劑進行預混合製備成第一預混合物和第二預混合物；
[0010]步驟二、將第一預混合物和第二預混合物在微混合器中進行混合後再和氧氣在微混合器中進行混合，或者將其中任意一組預混合物和氧氣在微混合器中混合後再和另一組預混合物在微混合器中進行混合，混合溫度均為0-20°C ；
[0011]步驟三、將步驟二得到的混合物在微反應器中進行氧化反應，以製備相應的醛或酮產物，反應溫度為40-100°C ；
[0012]步驟四、將步驟三得到的醛或酮產物進行提純。
[0013]按上述方案，步驟一中第一預混合物和第二預混合物優選為:第一預混合物為醇底物、TEMPO或其衍生物、鐵鹽催化劑和極性溶劑，第二預混合物為助催化劑和極性溶劑。
[0014]按上述方案，步驟二的混合溫度優選為10~20°C。
[0015]按上述方案，步驟三最佳反應溫度為65~80°C。
[0016]按上述方案，所述TEMPO或其衍生物、所述鐵鹽催化劑、助催化劑、底物醇和氧氣的摩爾比為I~5: I~10:1~10: 100: 25~200。
[0017]按上述方案，所述TEMPO或其衍生物、所述鐵鹽催化劑、助催化劑、底物醇和氧氣的摩爾比優選為2~4: 4~8: 4~8: 100: 50~150。
[0018]按上述方案，所述微混合器為T型、Y型、套管式、梳式、層疊式、碟片式、環錐式或交叉指型式微混合器。
[0019]按上述方案，所述微混合器優選層疊式或交叉指型式微混合器。
[0020]按上述方案，所述反應器毛細管式、層疊式、曲徑式、夾心式或插片式微反應器。
[0021]按上述方案，所述反應器優選夾心式或插片式微反應器。
[0022]按上述方案，所述極性溶劑選自丙酮、甲乙酮、丁酮以及其它烷基酮、乙腈、乙酸乙酯、DMF、DMS0中的一種或多種。
[0023]按上述方案，所述醇底物選自伯醇、仲醇，其通式RlC (OH) R2中，Rl為芳基、苄基、烷基、稀丙基和或氧中的一種，R2為氧、芳基、苄基、烷基、稀丙基中的一種。
[0024]按上述方案，所述醇底物在上述混合物(除氣體外)中起始反應時的濃度範圍為
0.25~8摩爾/升。
[0025]按上述方案，所述TEMPO衍生物選自4-羥基TEMP0、4_乙醯基TEMPO或4_乙醯氨基TEMPO中的一種或多種。
[0026]按上述方案，所述鐵鹽催化劑選自FeC13、FeC12.4H20、Fe (N03) 3.9H20中的一種或多種。
[0027]按上述方案，所述助催化劑選自HN03、NaN02、Fe(N03)3.9Η20(鐵鹽為氯化物時)或FeC13、CuCl2, NH4C1和NaCl (鐵鹽為硝酸鐵時)中的一種或多種。
[0028]本發明的另一個目的是通過氧氣連續氧化製備醛或酮的設備，包括依次串聯的第一微混合器、第二微混合器、微反反應器，所述微反應器上還設置有為微換熱器，第二微混合器設置有供氧氣進入的管道，還包括第一泵體和第二泵體，所述第一泵體與第一微混合器聯通，第二泵體與第一微混合器聯通或與第二微混合器聯通。
[0029]本發明由於採用了連續均相多步微反應工藝，相比相應的間歇反應工藝可以大幅縮短由於需要將其中一個物料慢滴加入體系而導致的過長的反應操作時間，由於大大強化了反應的傳質、換熱過程可以解決該類反應劇烈放熱而導致的反應溫度不易控制(甚至是飛溫或反應失控)的問題，同時也滿足工藝快速放大實現生產的要求。微反應器從本質上講是一種連續流動的管道式反應器，反應器中的微通道利用精密加工工藝製造而成，特徵尺寸通常在10-1000微米之間。由於微反應器內工藝流體的通道尺寸非常小，相對於常規管式反應器而言其比表面積體積比非常大(可達10，000-50, 000m2/m3)，因此微反應器具有極高的混合效率(毫秒級範圍實現徑向完全混合)、極強的換熱能力(傳熱係數可達25，OOOff/(m2.K))和極窄的停留時間分布(幾乎無返混，基本接近平推流)。微反應器的兩個基本特徵---比表面積大以及連續操作方式，使得我們對反應工藝的精確控制成為可能。相對於傳統的間歇反應工藝，微反應器具有高速混合、高效傳熱、反應物停留時間的窄分布、重複性好、系統響應迅速而便於操控、幾乎無放大效應以及在線的化學品量少，從而達到的高安全性能等優勢。
[0030]原有間歇工藝雖然同樣使用便宜的鐵鹽催化劑，但是整個反應體系是非均相的(催化劑不溶於體系中)，這樣對於反應工藝的放大就會出現諸多問題，包括難以滿足大量生產時攪拌混合的要求、反應溫度的控制、由於傳質換熱的低效率導致的反應時間過長以及大量使用氧氣的潛在危險性等等。而本發明使用連續均相體系，傳質換熱的高效可以確保目標反應溫度下安全操作，反應時間大大縮短(從十小時左右甚至更長到10-30分鐘)，同時由於採用微反應技術反應工藝基本無放大效應方便實現快速生產的目的。
[0031]此外相對於文獻中其他連續工藝，包括連續均相但使用昂貴的鈀類催化劑，以及連續非均相體系等，本發明的優勢也比較明顯。相對前者，雖然反應工藝條件相對於間歇反應反應時間可以大大縮短(從18h到45min)，而且以氮氣稀釋的氧氣(8% 02)可以確保在爆炸極限範圍內實現接近定量轉化，但是該體系使用的金屬鈀價格昂貴並且在反應過程中易於產生還原性鈀黑而失去反應活性或難以回收利用。相對後者，雖然利用矽膠或聚乙烯固載的TEMPO或其衍生物作為固定相可以實現非均相連續催化工藝(方便催化劑易於回收再利用)，但是作為固定相的聚合物固載的催化劑卻由於溶脹或收縮特性可能會導致反應器堵塞或體系壓降過大，或者因色譜效應導致停留時間分布不均，同時固定床反應器設備的投資成本也會大幅上升。而適合均相物料的連續反應器就不存在上述的這些問題而且可以方便工藝安全放大。
[0032]綜上所述，本發明解決了該類反應劇烈放熱而導致反應溫度不易控制、催化劑成本高、反應時間太長、非均相體系放大困難以及使用氧氣的潛在危險性等問題，提高了生產效率，實現了將該反應安全應用於工業生產的目的。

【專利附圖】

【附圖說明】
[0033]圖1是根據本發明的一個實施例的連續化製備醛或酮的裝置示意圖；
[0034]圖2是根據本發明的另一個實施例的連續化製備醛或酮的裝置示意圖；
[0035]圖3是根據本發明的一個實施例的連續化製備醛或酮中製備第一或第二預混合物的裝置示意圖。

【具體實施方式】
[0036]為了使本發明的目的、技術方案及優點更加清楚明白，以下結合附圖及實施例，對本發明進行進一步詳細說明。應當理解，此處描述的具體實施例僅僅用以解釋本發明，並不用於限制本發明。
[0037]本發明所述製備醛或酮的方法，是從底物醇開始利用氧氣(或空氣中的氧氣)作為氧化劑，同時在組合催化劑(TEMPO和鐵鹽)的催化作用下進行氧化反應，製備相應的醛或酮，反應的選擇性可以實現控制(沒有醛過度氧化生成酸的情況發生)。同時在極性有機溶劑中TEMPO和三價鐵鹽(比如FeC13)容易生成FeC13 ( η 1-TEMPO)絡合物(參考文獻J.Am.Chem.Soc.2012, 134，19350-19353)，當量的該絡合物可以以高的選擇性很快地將底物醇氧化為相應的醛或酮，而自身轉化為FeC13 ( η 1-ΤΕΜΡ0Η)或脫除HCl產生TEMPO和二價鐵鹽。如果反應是在當量(甚至過量)的氧氣以及催化量TMEMP0、鐵鹽和助催化劑(含CF和N03—)組合存在情況下，02在N03_(或作為NO替代物)幫助下可以將二價鐵鹽重新氧化為三價鐵鹽，這樣在催化劑TEMPO的情況下就可以完成兩個催化循環(TEMPO和鐵鹽各自的循環)，因而可以方便地實現以氧氣為綠色氧化劑的催化氧化反應製備醛或酮。因此基於本發明所述混合物中需要產生兩個催化循環的反應機理，各種TEMPO的衍生物以及各類不同的鐵鹽、助催化劑的組合(Cl_和勵3_或勵2_的組合是需要的)在此類反應中具有相同作用。
[0038]圖1是根據本發明的一個實施例的連續化製備醛或酮的裝置示意圖。第一預混合物通過泵51與第二預混合物通過泵52後輸入至第一微混合器10進行混合，然後與自鋼瓶通過氣體質量流量計61的氧氣(或空氣)在第二微混合器20進行第二次混合。混合後的所述氣液混合物輸入至微反應器30，微反應器30與夾套型微換熱器40集成用於延長反應停留時間並控制溫度。反應結束後，將產物倒入產品收集器70中。
[0039]圖2是根據本發明的另一個實施例的連續化製備醛或酮的裝置示意圖。與圖1所述的製備醛或酮的裝置的區別在於，經氣體流量計61的氧氣(或空氣)首先與通過泵51的第一預混合物在第一微混合器10中進行混合，然後再與通過泵52的第二預混合物在第二微混合器中進行第二次混合。兩次混合後得到所述氣液混合物後的後續部分與圖1相同。
[0040]本發明所述微混合器與微反應器的通道尺寸可以由亞微米到毫米級，優選10~500微米，其與傳統的混合或反應裝置相比，具有更大的比表面積/體積比。
[0041]本發明所述微混合器選自下面的一種或幾種:T型、Y型、套管式、梳式、層疊式、碟片式、環錐式和交叉指型式微混合器，優選層疊式或交叉指型式微混合器。
[0042]本發明所述微反應器選自下面的一種或多種:毛細管式、層疊式、曲徑式、夾心式和插片式微反應器，優選夾心式或插片式微反應器。所述微反應器的材質選自下面的一種或多種:不鏽鋼、哈氏合金、特種合金、鉭材、石英和高分子聚合物。
[0043]本發明所述的微換熱器選自下面的一種或多種:同心軸式、螺旋式、盤式、交叉流式和毛細管式換熱器。
[0044]實施例1
[0045]如圖3所示，在室溫下，將TEMPCKFeCl3 (作為鐵鹽催化劑)、苯乙醇(作為醇底物)按摩爾比為5: 5: 100在丙酮(作為極性溶劑)中混合，具體操作為分別從加料罐100和加料罐200加入到以電磁攪拌的300中，製得第一預混合物(混合後醇底物的苯乙醇濃度為4摩爾/升)；
[0046]此外在室溫下，將Fe (NO3) 3.9Η20(作為助催化劑)在丙酮(作為極性溶劑)中溶解為第二預混合物(混合後其濃度為0.075摩爾/升)；
[0047]如圖1所示，在室溫下，將第一預混合物和第二預混合物分別經過泵51、泵52輸入至微混合器10，混合溫度10°C。第一預混合物和第二預混合物的體積流量分別為1.0mL/min和2.0mL/min,總體積流量為3.0mL/min。該微混合器10為交叉指型式,無換熱結構,通道尺寸為85微米的微混合器。此時將微混合器20與氣體進料間的開關先設置為關閉狀態，等液體物料流經微反應器30後設定末端的背壓閥為lObar。然後該混合物與經過(氣體鋼瓶)和質量流量計61的氧氣在微混合器20進行混合，氧氣的體積流量為lOOmL/min ;之後氣液混合物經過微反應器30(集成有微換熱器40)進行氧化反應。上述參與反應的TEMPO、所述鐵鹽催化劑、助催化劑、醇底物和氧氣的摩爾比為5: 5: 3.75: 100: 111.5。該微混合器20為層疊式，無換熱結構，通道尺寸為100微米的微混合器；微反應器30為夾層式微反應器，其通道尺寸經內嵌的混合碟片分割為100微米；同時微反應器30 (集成有交叉流式微換熱器40)，微換熱器40中通入加熱油介質進行換熱，加熱油溫度為65°C。反應產物經背壓閥後滴入放置在冰水浴的收集器70中。用乙醚/水的混合液進行萃取所得的產品乙醚溶液，經氣相色譜分析並用歸一法扣除溶劑。產物苯乙酮的摩爾產率為92.5%。
[0048]實施例2
[0049]與實施例1的區別在於:參與反應的TEMPO、FeC13 (作為鐵鹽催化劑)、Fe (N03) 3.9H20(作為助催化劑)、苯乙醇(作為醇底物)以及氧氣的摩爾比為5: 10: 10: 100: 150 ;第一預混合物中醇底物的丙酮濃度(4摩爾/升)以及之後的體積流量(1.0mL/min)保持不變,第二預混合物的體積流量(2.0mL/min)保持不變,其他反應物料的濃度(如Fe (NO3) 3.9H20在第二預混合物中濃度為0.2摩爾/升)或體積流量(氧氣為135mL/min)根據上述摩爾比進行調整，微混合器的混合溫度20°C，微換熱器40加熱油溫度為80°C，其他反應流程和反應設備配置均不變。產物苯乙酮的摩爾產率為96.5%。
[0050]實施例3
[0051]與實施例1的區別在於:參與反應的TEMPO、FeC13 (作為鐵鹽催化劑)、Fe (N03) 3.9H20(作為助催化劑)、苯乙醇(作為醇底物)以及氧氣按摩爾比為
1: I: I: 100: 200，其中第一和第二預混合物中所使用的溶劑為甲乙酮，第一預混合物和第二預混合物的體積流量分別為0.5mL/min和1.0mL/min,第一預混合物中醇底物的摩爾濃度為2摩爾/升，其他反應物料的濃度(如Fe (NO3) 3.9Η20在第二預混合物中濃度為
0.01摩爾/升)或體積流量(如氧氣為45mL/min)根據上述摩爾比進行調整，微混合器的混合溫度為15°C，微換熱器40加熱油溫度為70°C，其他反應流程和反應設備配置均不變。產物苯乙酮的摩爾產率為81.5%。
[0052]實施例4
[0053]與實施例1的區別在於:參與反應的TEMPO、FeC13 (作為鐵鹽催化劑)、Fe (N03) 3.9H20(作為助催化劑)、苯乙醇(作為醇底物)以及氧氣按摩爾比為
2: 4: 4: 100: 25，第一預混合物和第二預混合物的體積流量分別為0.5mL/min和
1.0mL/min，第一預混合物中醇底物的摩爾濃度為6摩爾/升，其他反應物料的濃度(如Fe (NO3) 3.9H20在第二預混合物中濃度為0.12摩爾/升)或體積流量(如氧氣為16.8mL/min)根據上述摩爾比進行調整。同時反應器30集成有盤式換熱器40。微換熱器40中通入加熱油介質進行換熱，微混合器的混合溫度為18°C，微換熱器40加熱油溫度為75°C，其他反應流程和反應設備配置均不變。產物苯乙酮的摩爾產率為71.5%。
[0054]實施例5
[0055]與實施例1的區別在於:如圖2所示，在室溫下，將第一預混合物經過泵51和氧氣經質量流量計61至微混合器10中混合，然後再將給混合物與經過泵52的第二預混合物在微混合器20進行混合，上述TEMPO、所述鐵鹽催化劑、助催化劑、醇底物和氧氣的摩爾比保持不變，各物料的進料體積流量保持一致，混合器與反應器的配置也不變。產物苯乙酮的摩爾產率為88.5%。
[0056]實施例6
[0057]與實施例1的區別在於:參與反應的4-羥基TEMPO、FeC13 (所述鐵鹽催化劑)、Fe(N03)3.9H20(助催化劑)、1_苯基丙醇(醇底物)和氧氣的摩爾比為5: 5: 5: 100: 111.6 ;第一和第二預混合物中所使用的溶劑為乙腈，其中在第一預混合物中醇底物的濃度為8摩爾/升，第一預混合物和第二預混合物的體積流量分別為1.5mL/min和3.0mL/min,總體積流量為4.5mL/min ;其他反應物料的濃度(第二預混合物中助催化劑的濃度為0.04摩爾/升)或體積流量(氧氣為300mL/min)根據上述摩爾比進行調整，其他反應流程和反應設備配置均不變。此時將微混合器20與氣體進料間的開關先設置為關閉狀態，等液體物料流經微反應器30後設定末端的背壓閥為15bar。微混合器20為環錐式混合器，無換熱結構，通道尺寸為150微米；反應器30為插片式微反應器，通道尺寸為300微米，停留體積為30mL。微換熱器40中通入加熱油介質進行換熱，微混合器的混合溫度為5°C，微換熱器40加熱油溫度為90°C。產物苯基乙基酮的摩爾產率為82.5%。
[0058]實施例7
[0059]與實施例1的區別在於:參與反應的4-乙醯基TEMPO、FeC12.4H20(所述鐵鹽催化劑)、濃HN03 (HN03濃度為63%，作為助催化劑)、苄醇(作為醇底物)和氧氣的摩爾比為5: 5: 15: 100: 111.6，第一和第二預混合物中使用的極性溶劑為丁酮，其中第二預混合物中助催化劑的濃度為0.225摩爾/升；第一預混合物和第二預混合物的體積流量保持不變，其他反應物料的濃度根據上述摩爾比進行調整。混合器20為套管式，無換熱結構，通道尺寸為50微米的微混合器；反應器30為毛細管式微反應器，其通道尺寸經內嵌的混合碟片分割為100微米；同時反應器30集成有螺旋式換熱器40，微混合器的混合溫度為:TC，微換熱器40加熱油溫度為100°C，其他反應流程和反應設備配置均不變。產物苯甲醛的摩爾產率為75.5%。
[0060]實施例8
[0061]與實施例1的區別在於:參與反應的4-乙醯氨基TEMPO、FeC12.4H20(所述鐵鹽催化劑)、Fe (N03) 3.9Η20(作為助催化劑)、苯乙醇(作為醇底物)和氧氣(在空氣中)的摩爾比為5: 5: 3.75: 100: 93.7，第一預混合物中醇底物的摩爾濃度(4摩爾/升)保持不變，其他反應物料的濃度或體積流量根據上述摩爾比進行調整。此時將微混合器20與氣體進料間的開關先設置為關閉狀態，等液體物料流經微反應器30後設定末端的背壓閥為40bar。然後該混合物與經過(氣體鋼瓶)和質量流量計61的空氣在微混合器20進行混合，空氣的體積流量為400mL/min ;同時反應器30集成有毛細管式換熱器40。微換熱器40中通入加熱油介質進行換熱，微混合器的混合溫度為0°C，微換熱器40加熱油溫度為95°C，其他反應流程和反應設備配置均不變。產物苯乙酮的摩爾產率為72.5%。
[0062]實施例9
[0063]與實施例1的區別在於:參與反應的4-羥基TEMPO、FeC13 (所述鐵鹽催化劑)、NaN02(作為助催化劑)、二苯甲醇(作為醇底物)和氧氣的摩爾比為5: 5: 15: 100: 55.8，第一和第二預混合物中使用的極性溶劑為DMF，其中第二預混合物中助催化劑的濃度為0.225摩爾/升；第一預混合物和第二預混合物的體積流量保持不變，其他反應物料的濃度和體積流量(氧氣的體積流量為50mL/min)根據上述摩爾比進行調整。該混合器10為環錐式，無換熱結構，通道尺寸為150微米的微混合器。此時將微混合器20與氣體進料間的開關先設置為關閉狀態，等液體物料流經微反應器30後設定末端的背壓閥為15bar。該混合器20為插片式，無換熱結構，通道尺寸為150微米的微混合器；反應器30為夾層式微反應器，其通道尺寸經內嵌的混合碟片分割為250微米；微換熱器40中通入加熱油介質進行換熱，微混合器的混合溫度為8°C，微換熱器40加熱油溫度為40°C，其他反應流程和反應設備配置均不變。產物二苯甲酮的摩爾產率為90.5%。
[0064]實施例10
[0065]與實施例1的區別在於:參與反應的TEMPO、Fe (N03) 3.9H20 (所述鐵鹽催化劑)、CuC12(作為助催化劑)、環己醇(作為醇底物)和氧氣的摩爾比為
2.5: 2.5: 3.3: 100: 148.8，第一和第二預混合物中使用的極性溶劑為乙酸乙酯，其中第一預混合物中醇底物的濃度為0.5摩爾/升；第一預混合物和第二預混合物的體積流量保持不變，其他反應物料的濃度(如第二預混合物中助催化劑的濃度為0.008摩爾/升)和體積流量(氧氣的體積流量為16.7mL/min)根據上述摩爾比進行調整。該混合器10為梳式，無換熱結構，通道尺寸為85微米的微混合器。此時將微混合器20與氣體進料間的開關先設置為關閉狀態，等液體物料流經微反應器30後設定末端的背壓閥為20bar。該混合器20為Y型，無換熱結構，通道尺寸為85微米的微混合器；反應器30為曲徑式微反應器，其通道尺寸經內嵌的混合碟片分割為200微米；同時反應器30集成有同心軸式換熱器40。微換熱器40中通入加熱油介質進行換熱，微混合器的混合溫度13°C，微換熱器40加熱油溫度為75°C，其他反應流程和反應設備配置均不變。產物環己酮的摩爾產率為87.5%。
[0066]實施例11
[0067]與實施例1的區別在於:參與反應的4-羥基TEMPO、Fe (N03) 3.9H20 (所述鐵鹽催化劑)、NH4C1(作為助催化劑)、查爾醇(作為醇底物)和氧氣的摩爾比為
3: 3: 3: 100: 111.6，第一和第二預混合物中使用的極性溶劑為DMS0，其中第一預混合物中醇底物的濃度為0.25摩爾/升；第一預混合物和第二預混合物的體積流量分別為
1.lmL/min和2.2mL/min,總體積流量為3.3mL/min,其他反應物料的濃度(如第二預混合物中助催化劑的濃度為0.0075摩爾/升)和體積流量(氧氣的體積流量為13.75mL/min)根據上述摩爾比進行調整。該混合器10為T型，無換熱結構，通道尺寸為250微米的微混合器。此時將微混合器20與氣體進料間的開關先設置為關閉狀態，等液體物料流經微反應器30後設定末端的背壓閥為25bar。該混合器20為套管式，無換熱結構，通道尺寸為250微米的微混合器；反應器30為曲徑式微反應器，其通道尺寸經內嵌的混合碟片分割為250微米；同時反應器30集成有同心軸式換熱器40。微換熱器40中通入加熱油介質進行換熱，微混合器的混合溫度20°C，微換熱器40加熱油溫度為100°C，其他反應流程和反應設備配置均不變。產物查爾酮的摩爾產率為94.0%。
[0068] 雖然本發明已將較佳實施例批露如上，然其並非用以限定本發明。任何熟習此技藝者，在不脫離本發明的精神和範圍內，當可作各種更動與潤飾，因此發明的保護範圍應以申請專利的權利要求範圍為準。
【權利要求】
1.一種通過氧氣連續氧化製備醛或酮的方法，包括下列步驟: 步驟一、將包括醇底物、TEMPO或其衍生物、鐵鹽催化劑、助催化劑，按照混合時不出現沉澱的原則分成兩組，分別與極性溶劑進行預混合製備成第一預混合物和第二預混合物； 步驟二、將第一預混合物和第二預混合物在微混合器中進行混合後再和氧氣在微混合器中進行混合，或者將其中任意一組預混合物和氧氣在微混合器中混合後再和另一組預混合物在微混合器中進行混合，混合溫度均為0-20°C ； 步驟三、將步驟二得到的混合物在微反應器中進行氧化反應，以製備相應的醛或酮產物，反應溫度為40-100°C ； 步驟四、將步驟三得到的醛或酮產物進行提純。
2.根據權利要求1所述的製備醛或酮的方法，其特徵在於:步驟一中第一預混合物和第二預混合物優選為:第一預混合物為醇底物、TEMPO或其衍生物、鐵鹽催化劑和極性溶劑，第二預混合物為助催化劑和極性溶劑。
3.根據權利要求1所述的製備醛或酮的方法，其特徵在於:步驟二的混合溫度優選為10~20°C ;步驟三優選反應溫度為65~80°C。
4.根據權利要求1所述的製備醛或酮的方法，其特徵在於:所述TEMPO或其衍生物、所述鐵鹽催化劑、助催化劑、底物醇和氧氣的摩爾比優選為2~4: 4~8: 4~8: 100: 50 ~150。
5.根據權利要求1所述的製備醛或酮的方法，其特徵在於:所述醇底物選自伯醇、仲醇，其通式R1C(OH)R2中，R1為芳基、苄基、烷基、烯丙基或氫中的一種，R2為氫、芳基、苄基、烷基、稀丙基中的一種。
6.根據權利要求1所述的製備醛或酮的方法，其特徵在於:所述醇底物在上述混合物(除氣體外)中起始反應時的濃度範圍為0.25~8摩爾/升。
7.根據權利要求1所述的製備醛或酮的方法，其特徵在於:所述極性溶劑選自丙酮、甲乙酮、丁酮以及其它烷基酮、乙腈、乙酸乙酯、DMF、DMSO中的一種或多種。
8.根據權利要求1所述的製備醛或酮的方法，其特徵在於:所述TEMPO衍生物選自4-羥基TEMP0、4-乙醯基TEMPO或4-乙醯氨基TEMPO中的一種或多種。
9.根據權利要求1所述的製備醛或酮的方法，其特徵在於:所述鐵鹽催化劑選自FeC13、FeC12.4H20、Fe (N03) 3.9H20 中的一種或多種。
10.一種通過氧氣連續氧化製備醛或酮的設備，包括依次串聯的第一微混合器、第二微混合器、微反反應器，所述微反應器上還設置有為微換熱器，第二微混合器設置有供氧氣進入的管道，還包括第一泵體和第二泵 體，所述第一泵體與第一微混合器聯通，第二泵體與第一微混合器聯通或與第二微混合器聯通。
【文檔編號】C07C49/796GK104130112SQ201410380600
【公開日】2014年11月5日 申請日期:2014年8月5日 優先權日:2014年8月5日
【發明者】王哲, 鄧菊蓮 申請人:楚瀾科技武漢有限公司