制备多羟甲基化合物的方法

专利名称：制备多羟甲基化合物的方法
制备多羟甲基化合物的方法 本发明涉及一种蒸馏在由链烷醛和甲醛制备多羟甲基化合物(polymethylol)中
获得的粗多羟甲基化合物的方法。本发明进一步涉及一种包含多羟甲基化合物和i-ioooo
重量ppm多羟甲基化合物与羟基酸的酯的组合物及其用途。 多羟甲基化合物，例如新戊二醇("NPG")和三羟甲基丙烷("TMP")，用于生产油漆体系、涂料、聚氨酯和聚酯的塑料领域。 在工业规模上，多羟甲基化合物通常通过坎尼扎罗方法制备。为了通过该方法制备三羟甲基丙烷，使正丁醛与过量甲醛在无机碱存在下反应。这同样形成一当量的无机甲酸盐作为联产物。三羟甲基丙烷的盐的分离是复杂的且要求额外工作。此外，必须后处理和提纯无机盐-若它能以有益方式利用的话。然而，联产物的产生导致化学计算使用量的氢氧化钠溶液和甲醛的损失。此外，该无机坎尼扎罗反应中的收率相对于正丁醛来说并不令人满意，因为在反应过程中形成高沸点成分，后者不能进一步利用。 类似于对三羟甲基丙烷所述的问题存在于其他多羟甲基化合物如三羟甲基乙烷(由正丙醛和甲醛制备)或三羟甲基丁烷(由正戊醛和甲醛制备)或新戊二醇(由异丁醛和甲醛制备)的制备中。 为了避免这些缺点，WO 98/28253公开了一种制备多羟甲基化合物的多步方法，其中首先使用叔胺作为催化剂在第一步(醛醇縮合反应)中使具有2-24个碳原子的醛与甲醛縮合而得到对应的羟甲基链烷醛，然后在另一步(氢化)中氢化而得到对应的多羟甲基化合物。该多步方法通常称为氢化方法。该方法产生的联产物低。 在该氢化方法的第一步之后，通常通过蒸馏将未转化的醛和部分胺碱从形成的羟甲基链烷醛中除去并再循环。 在蒸馏底部料流中除了形成的羟甲基链烷醛外仍残留水、甲酸与所用叔胺的加合物(胺甲酸盐)和甲酸本身。 该多羟甲基链烷醛通常由这些方法以20-70重量％水溶液得到。 该含有多羟甲基链烷醛的溶液在第二步中氢化以将多羟甲基链烷醛转化成对应
的多羟甲基化合物如TMP或NPG。 来自氢化的反应排出料通常为含水多羟甲基化合物混合物，其包含多羟甲基化合物、叔胺、水和次级有机组分，如叔胺与甲酸的加合物(胺甲酸盐)。 因此，该含水多羟甲基化合物混合物通常通过从多羟甲基化合物中蒸馏除去低沸物而提纯。 由蒸发器底部或由蒸发器的循环体系排出的蒸馏排出料主要包含多羟甲基化合物。根据本说明书，该底部排出料称为"粗多羟甲基化合物"。 就本发明而言，现已发现该粗多羟甲基化合物除了多羟甲基化合物还包含显著量的已经在醛醇縮合反应中形成的二羟甲基链烷醛的氧化产物，如由羟基新戊醛形成的羟基新戊酸(HPA)。 还已发现这些酸性化合物在粗多羟甲基化合物的蒸馏过程中可能在塔底中与多羟甲基化合物反应而得到酯。这通常导致多羟甲基化合物的收率损失。此外，在该反应中
4还释放水。已经发现惊人的是反应形成的水干扰多羟甲基化合物如NPG的冷凝。对此的可能解释是例如NPG在约139t:下固化且顶物温度因此不能自由调节。在NPG制备情况下的冷凝因此通常在大于139t:的温度下进行。此时，水基本起惰性作用且从冷凝器中夹带出NPG，从而进一步降低收率。 因此，本发明的目的是提供一种蒸馏粗多羟甲基化合物的方法，其中多羟甲基化合物因不希望的酯化反应和因将多羟甲基化合物夹带出冷凝器产生的收率损失应能降低，从而改进了该方法的经济活力和效率。 该目的按照本发明由一种提纯粗多羟甲基化合物的方法实现，该粗多羟甲基化合
物包含式(I)的多羟甲基化合物
(HOCH2)2~~ C——R (I)
R ， 其中R各自独立地为另一羟甲基或具有1-22个碳原子的烷基或具有6-22个碳原
子的芳基或芳烷基，还包含式(IV)的羟基酸
(HOCH2)—c—C00H (IV)
RR ， 其中R各自独立地如上所定义，该方法包括在蒸馏塔中进行提纯，蒸馏塔的底部连接于至少一个具有短停留时间的蒸发器上。 本发明方法中所用粗多羟甲基化合物优选在多步反应中得到，该多步反应包括在步骤a)中使链烷醛以醛醇縮合反应与甲醛在叔胺作为催化剂存在下縮合，得到其中R各自独立地如权利要求1所定义的式(II)的羟甲基链烷醛
(HOCH2)—c——CHO (II)
RR ， 然后在步骤b)中将由步骤a)得到的反应混合物蒸馏分离成主要包含式(II)化合物的底部料流和包含低沸物的顶部料流，并在步骤c)中氢化由步骤b)得到的底部排出料，然后在步骤d)中蒸馏来自步骤c)的排出料以从步骤c)的排出料中除去低沸物。
在第一工艺步骤a)(醛醇縮合反应)中，链烷醛通常在叔胺作为催化剂存在下以醛醇縮合反应与甲醛反应。 甲醛通常以甲醛水溶液用于该方法中。工业可得甲醛通常以浓度为30、37和49重量％的水溶液销售。然而还可以在该方法中使用高达60重量％的甲醛溶液。
工业甲醛通常因制备而包含甲酸。甲酸的降解产物可能降低氢化催化剂在下游氢化段中的使用寿命，这可能导致多羟甲基化合物的收率降低。在具体实施方案中，使用甲酸含量为150ppm或更低的甲醛。该甲醛如申请PCT/EP2008/052240所述可以通过用碱性离子交换剂处理甲醛或甲醛水溶液而得到。有用的阴离子交换剂包括本身已知的强碱性、弱碱性或温和碱性的凝胶形式或大孔离子交换剂。这些例如为用二乙烯基苯交联的聚
5苯乙烯树脂结构的阴离子交换剂，以叔氨基作为官能基团。还有用的是用二乙烯基苯交联的基于丙烯酸或甲基丙烯酸的离子交换剂，或者通过甲醛和苯酚的縮合生产的树脂。具体
实例包括市售产品Ambersep⑧900、Amberlyst⑧和Ainberiite⑧(Rohm and Haas，
Philadelphia, USA)以及 Lewatit (Xanxess， Leverkusen)。 在本发明方法中，可以使用在羰基的a位具有亚甲基的链烷醛。 优选可以使用具有2-24个碳原子且可以是直链或支化的或包含脂环族基团的脂
族链烷醛作为原料。 同样可以使用芳脂族链烷醛作为原料，条件是它们在羰基的a位包含亚甲基。通常将具有8-24个碳原子，优选8-12个碳原子的芳烷基链烷醛用作原料，例如苯基乙醛。优选具有2-12个碳原子的脂族链烷醛，例如3-乙基_、3-正丙基_、3-异丙基_、3-正丁基_、3-异丁基_、3-仲丁基-、3-叔丁基丁醛和对应的_正戊醛、_正己醛、_正庚醛；4-乙基_、4-正丙基-、4-异丙基-、4-正丁基-、4-异丁基-、4-仲丁基-、4-叔丁基戊醛、-正己醛、_正庚醛；5-乙基_、5-正丙基_、5-异丙基_、5-正丁基_、5-异丁基_、5_仲丁基-、5-叔丁基正己醛、-正庚醛；3-甲基己醛，3-甲基庚醛；4-甲基戊醛，4-甲基庚醛，5-甲基己醛，5-甲基庚醛；3，3，5-三甲基正戊基-、3，3-二乙基戊基-、4，4-二乙基戊基-、3，3-二甲基正丁基-、3，3-二甲基正戊基-、5，5-二甲基庚基-、3，3-二甲基庚基-、3，3，4-三甲基戊基、3，4-二甲基庚基-、3，5-二甲基庚基-、4，4-二甲基庚基-、3，3-二乙基己基-、4，4-二甲基己基-、4，5-二甲基己基-、3，4-二甲基己基-、3，5-二甲基己基-、3，3-二甲基己基_、3， 4- 二乙基己基-、3-甲基-4-乙基戊基-、3-甲基-4-乙基己基-、3， 3， 4-三甲基戊基-、3，4，4-三甲基戊基-、3，3，4-三甲基己基-、3，4，4-三甲基己基-、3，3，4，4-四甲基戊基醛；尤其是C厂C^正链烷醛。 除了用于制备新戊二醇的异丁醛的优选使用外，还可以优选作为原料将正丁醛用来制备三羟甲基丙烷、将乙醛用来制备季戊四醇、将丙醛用来制备三羟甲基乙烷和将正戊醛用来制备三羟甲基丁烷。 所用叔胺可以是例如如DE-A 2813201和DE-A 2702582中所述的胺。特别优选三正烷基胺，尤其是三乙胺、三正丙胺、三正丁胺和三甲胺。 非常特别优选三甲胺("TMA")、三乙胺("TEA")和三正丙胺("TPA")，因为这些化合物通常具有比优选形成的多羟甲基化合物低的沸点并且因此促进从反应混合物中蒸馏除去。特别优选在反应中将三甲胺("TMA")用作叔胺。 醛醇縮合反应可以在加入或不加入有机溶剂或加溶剂下进行。可能发现溶剂或加溶剂的加入尤其在使用长链链烷醛作为原料的情况下是有利的。使用在本发明方法的各次蒸馏中与低沸点化合物形成合适的低沸点共沸混合物的溶剂可能允许在这些蒸馏中降低能量消耗和/或促进低沸物从高沸点化合物中的除去。 合适溶剂的实例包括环状和无环醚如THF、二噁烷、甲基叔丁基醚，或醇如甲醇、乙醇或2_乙基己醇。 在醛醇縮合反应中，在每种情况下新加入的链烷醛与甲醛的加入量的摩尔比合适
地为i:i-i: 5，优选l:2-i: 3.5。 叔胺催化剂在醛醇縮合反应中的加入量相对于加入的链烷醛通常为0. 001-0. 2当量，优选0. 01-0. 07当量，即胺通常以催化量使用。 醛醇縮合反应通常在5-10(TC，优选15-8(TC的温度下进行，并且停留时间通常取决于温度设定为0. 25-12小时。 对醛醇縮合反应所述的反应方案可以在通常为1-30巴，优选1-15巴，更优选1-5巴的压力下进行，合适的话在所述反应体系的自生压力下进行。 醛醇縮合反应可以分批或连续进行。醛醇縮合反应优选在连续搅拌釜反应器或连续搅拌釜级联中进行。为了产生停留时间，一部分来自一个搅拌釜的反应排出料可以再循环到特定的搅拌釜反应器中。 来自醛醇縮合反应的排出料通常包含未转化的起始化合物，如甲醛、链烷醛和所用叔胺催化剂，含或不含水。 来自醛醇縮合反应的排出料进一步包含式(II)的羟甲基链烷醛
其中R各自独立地为另一羟甲基或具有1-22个碳原子的烷基或具有6-22个碳原子的芳基或芳烷基。羟甲基链烷醛的实例是在使用异丁醛作为反应物的情况下形成的羟基新戊醛，或在使用正丁醛作为反应物的情况下形成的二羟甲基丁醛。 排出料通常还包含杂质和来自醛醇縮合反应的副产物，如可能通过坎尼扎罗或
Tishchenko反应由甲醛形成的甲酸，以及所用胺催化剂的甲酸盐，如甲酸三甲基铵。 来自醛醇縮合反应的排出料随后通常通过蒸馏后处理(步骤b))。 此时，将来自醛醇縮合反应的排出料送入蒸馏设备(通常为塔)，在其中分离成挥
发性和非挥发性成分。 蒸馏条件的选择通常应使得一种馏分由低沸物形成，其中存在的主要组分是未转化的链烷醛和甲醛，含或不含水、甲醛和甲醇。该所谓的低沸物馏分可以再循环到氢化方法的第一步即醛醇縮合反应中，或送入进一步后处理段中。 在除去低沸物馏分之后，在所述蒸馏后处理中残留的是基本由羟甲基链烷醛(II)如羟基新戊醛、水、甲酸和胺甲酸盐组成的非挥发性底部产物。 在使用TMA作为叔胺的情况下，蒸馏条件的选择应使得TMA也部分存在于低沸物馏分中且少量存在于底部产物中。在使用沸点高于TMA的胺的情况下，蒸馏条件的选择应使得叔胺富集在底部产物中。 蒸馏除去优选应在温和压力下进行以不使羟甲基链烷醛(II)因升高的温度而分解。例如，羟基新戊醛可能转化成羟基新戊酸新戊二醇酯(HPN)。另一方面，压力不应太低，以便仍能在顶部冷凝低沸点链烷醛，如异丁醛，和胺碱，例如三烷基胺，如三甲胺。
蒸馏也不应在太低压力下进行，因为链烷醛(II)如羟基新戊醛(HPA)在水溶液中的溶解度通常在低于约6(TC下陡然降低到约1-3重量％，这取决于链烷醛和甲醇含量。
此外，来自醛醇縮合反应的排出料应分离到使得低沸物料流中的甲醇量保持尽可能低，从而使得甲醇浓度在醛醇縮合反应中不发生聚集。甲醇通常经由甲醛水溶液引入，所述水溶液根据制备条件包含约1-3重量％甲醇。
甲醇的沸点通常低于未转化的链烷醛沸点，从而在塔顶富集甲醇，由此导致在该方法中甲醇浓度的聚集。 为了保持低甲醇浓度，可以采用各种措施。 —种有利的措施是使用低甲醇含量的甲醛作为醛醇縮合反应中的反应物。
还可以将甲醇与未转化的链烷醛一起从该方法中排出，这导致链烷醛损失。
然而，在优选实施方案中，蒸馏在特定条件下进行，以使甲醇充分保留在塔底料流中。该蒸馏分离来自醛醇縮合反应的排出料的优选实施方案描述于申请PCT/EP2008/052240中。 在该实施方案中，得到低沸物馏分和底部产物的蒸馏分离通常在50-20(TC，优选90-16(TC和通常为0.1毫巴至10巴，优选O. 5-5巴的压力下，尤其是在大气压力下在蒸馏塔中进行。蒸馏塔通常在0. 5-1. 5巴的顶部压力下操作。 在顶部区域，优选提供两段冷凝，其中首先将蒸气送入在50-8(TC的温度下操作的
分凝器，其冷凝液至少部分再循环到蒸馏塔中，并且其中将在分凝器中未冷凝的蒸气供入
在-4(TC至+30°〇的温度下操作的下游冷凝器中，其冷凝液至少部分排出。 分凝器的冷凝液优选以大于70重量％的程度，更优选完全再循环到蒸馏塔中。冷
凝液优选再循环到塔顶。下游冷凝器的冷凝液优选以至少70重量％的程度排出，尤其是完
全排出。 该分凝器在50-80 °C ，优选55-60 °C的温度下操作。下游冷凝器在_40 °C至+30 °C ，优选-l(TC至+101:的温度下操作。顶部压力更优选为1-1. 2巴。 蒸馏塔的底部优选连接于具有短停留时间的蒸发器，后者在90-13(TC，更优选100-105t:的温度下操作。该蒸发器更优选为降膜蒸发器；还可以优选使用刮板式薄膜蒸发器或短路蒸发器。必要的是实现短停留时间和因此实现低热应力。该蒸发器可以以合适的方式，例如用4巴蒸汽提供热。 蒸馏塔优选具有提高分离效能的内件。醛醇縮合反应的反应排出料优选在蒸馏塔
的理论塔板的1/4-3/4空间区域内供入，更优选在蒸馏塔的理论塔板的1/3-2/3空间区域
内供入。例如，进料可以在一定程度上高于理论塔板的中部(比例3 : 4)。 蒸馏内件例如可以作为规整填料存在，例如作为片状金属填料如Mellapak 250Y
或Montz Pak，Bl-250类型存在。还可以存在具有较低或增加的比表面积的规整填料，或者
可以使用织物填料或具有另一几何形状的规整填料如Mell即ak 252Y。在使用这些蒸馏内
件的情况下有利的是与例如浮阀塔盘相比，压降低且比液体滞留低。 在分凝器中得到的冷凝液主要是水，其优选作为回流完全供入塔中。例如在制备NPG的情况下，当使用异丁醛作为反应物时得到的冷凝液可以是包含约10重量％异丁醛、约5重量％胺碱如三甲胺、约1重量％羟基新戊醛和约5重量％甲醇以及水的混合物。在这些情况下，残留蒸气包含主要量的异丁醛和胺碱如三甲胺。这些基本在下游冷凝器中沉降。这里所用冷却介质可能优选为非常冷的水(例如约5t:)或冷却剂混合物(例如在例如-2(TC下的乙二醇-水)。 优选从蒸发器底部排出富含羟甲基链烷醛(II)如羟基新戊醛或二羟甲基丁醛的混合物。从循环体系中排出也是可能的。 为了降低热应力，由醛醇縮合反应排出料的蒸馏分离得到的相对非挥发性底部产
8物可以在进一步后处理之前在冷却器温度为50-8(TC，更优选55-6(TC的冷却器中冷却。
由步骤b)如此得到的底部排出料可以随后在步骤c)中氢化。
来自氢化方法的步骤b)的底部排出料包含通式(II)的羟甲基链烷醛并在氢化方 法的步骤c)中氢化成对应的多羟甲基化合物("氢化")。 在氢化中，优选使用包含至少一种元素周期表第8-12过渡族的金属，如Fe、 Ru、 Os、 Co、 Rh、 Ir、 Ni、 Pd、 Pt、 Cu、 Ag、 An、 Zn、 Cd、 Hg，优选Fe、 Co、 Ni、 Cu、 Ru、 Pd、 Pt，更优选Cu 的催化剂，所述金属优选负载在载体材料上。 所用载体材料优选为由钛、锆、铪、硅和/或铝的氧化物组成的载体材料。
有用的催化剂可以通过由现有技术已知的用于制备该类负载型催化剂的方法制 备。还可以优选使用负载型催化剂，其包含在元素镁、钡、锌或铬中的一种或多种存在或 不存在下负载在含铝氧化物或钛氧化物的载体材料上的铜。该类催化剂及其制备由WO 99/44974已知。 此外，如例如WO 95/32171中所述的负载型铜催化剂以及EP-A 44444和DE 1957591中公开的催化剂适合氢化。 氢化可以分批或连续进行，例如在填充有催化剂床的反应器管中，其中反应溶液 从催化剂床上通过，例如以喷淋或液相模式，如DE-A 1941633或DE-A 2040501所述。可能 有利的是再循环反应排出料的子流，合适的话冷却，并使其再次通过固定催化剂床。同样可 能有利的是在多个串联连接的反应器中进行氢化，例如在2-4个反应器中进行，此时氢化 反应在最后反应器上游的各反应器中仅进行到例如50-98%的部分转化，且仅在该最后反 应器中完成氢化。可能合适的是将来自前一反应器的氢化排出料在进入下一反应器之前冷 却，例如借助冷却设备或通过注入冷气体如氢气或氮气，或者引入冷反应溶液子流。
氢化温度通常为50-180°C ，优选90-140°C 。所用氢化压力通常为10-250巴，优选 20-120巴。 氢化进料通常在氢化反应器入口上游与叔胺混合，直到氢化排出料的pH为7-9。 还可以分开将氢化进料和叔胺供入反应器中并在其中混合。所用叔胺可以是上述叔胺，尤 其是TMA。 来自氢化(步骤c))的反应排出料通常是包含式(I)的多羟甲基化合物、叔胺、水
和叔胺与甲酸的加合物(胺甲酸盐)的含水多羟甲基化合物混合物
(HOCH2)2"~ C——R (I)
R , 其中R各自独立地为另一羟甲基或具有1-22个碳原子的烷基或具有6-22个碳原 子的芳基或芳烷基。 如上所述，该含水多羟甲基化合物混合物优选具有下列组成20-90重量％多羟
甲基化合物(I)， 0_5重量％甲醇， 0_5重量％叔胺， 0-5重量％次级有机化合物，
9
0. 01-5重量％叔胺与甲酸的加合物(胺甲酸盐)， 剩余量的水。 该含水多羟甲基化合物混合物更优选具有下列组成 50-80重量％多羟甲基化合物(1)， 0. 1_3重量％甲醇， 0. 01_5重量％叔胺， 0_5重量％次级有机化合物， 0. 01-5重量％叔胺与甲酸的加合物(胺甲酸盐)， 剩余量的水。 存在的次级有机化合物例如可能是所用链烷醛的氢化形式，尤其是式(III)的
醇
R
I
HC—OH (III) R ， 其中R各自独立地如上所定义。 该含水多羟甲基化合物混合物优选通过从该多羟甲基化合物中除去低沸物而提纯。 低沸物更优选通过蒸馏从含水多羟甲基化合物混合物中除去。 蒸馏的进行优选应使低沸物如水、式(III)的醇、甲醇和叔胺在减压下经由顶部 除去，尤其当所用胺的沸点低于所形成的多羟甲基化合物时，正如TMA、TEA和TPA的情况一 样。 当使用沸点高于形成的多羟甲基化合物的叔胺时，叔胺在底部与形成的多羟甲基 化合物一起除去并在下游蒸馏段中在塔底富集，而多羟甲基化合物作为顶部产物取出。
部分胺甲酸盐通常在蒸馏期间在塔底或在塔的汽提段中与多羟甲基化合物反应 形成游离胺和多羟甲基化合物的甲酸酯。这优选形成甲酸与多羟甲基化合物的单酯，在本 公开内容中称为多羟甲基化合物的甲酸酯。 由酯交换反应释放的胺通常在蒸馏中与其他低沸物一起在塔顶除去。
因此，蒸馏应调节得使形成的多羟甲基化合物的甲酸酯在底部排出料中的浓度保 持低水平且目标产物多羟甲基化合物具有最大纯度。这优选通过如下方式实现在蒸馏中 将底部温度选择为高于多羟甲基化合物的甲酸酯的蒸发温度，从而使多羟甲基化合物的甲 酸酯通过蒸发完全或基本完全转化成气相。 由该措施引起的收率和产物质量改进可能归因于如下事实多羟甲基化合物的甲 酸酯通常具有比其他低沸物要高的沸点并且多羟甲基化合物的甲酸酯因此通常在塔的精 馏段中在合适的回流比下沉降。在精馏段中沉降的多羟甲基化合物的甲酸酯可能因水而水 解，重新形成甲酸和多羟甲基化合物。甲酸通常在塔顶除去，而多羟甲基化合物通常可以由 塔底排出。
因此，在优选实施方案中，蒸馏优选按如下进行 冷凝器通常在主要部分的低沸物在相应顶部压力下冷凝的温度下操作。
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冷凝器的操作温度通常为0-80°C ，优选20-50°C 。 这里所用冷却介质优选可以是非常冷的水(例如约5°C )或冷却剂混合物(例如 乙二醇-水，例如-20°C )。 顶部压力更优选为0. 001-0. 9巴，更优选0. 01-0. 5巴。 在工业规模上，真空通常借助蒸汽喷射器得到。 优选在塔底产生高于多羟甲基化合物的甲酸酯的蒸发温度的温度，从而使多羟甲 基化合物的甲酸酯完全或基本完全转化成气相。 特别优选产生比多羟甲基化合物的甲酸酯的沸腾温度高5-50%的温度，最优选比 多羟甲基化合物的甲酸酯的沸腾温度高10-20 %的温度。 例如在使用TMA作为叔胺制备NPG且塔顶压力为175毫巴的情况下，可以产生优 选为150-17(TC，更优选160-165"的塔底温度。 通常调节塔顶的回流以使主要量的多羟甲基化合物的甲酸酯保留在该塔中。
在该冷凝器中得到的冷凝液优选以大于30重量％，优选大于60重量％的程度再 循环到蒸馏塔中。该冷凝液优选再循环到塔顶。
蒸发所需能量通常借助塔底的蒸发器弓I入。 蒸发器通常为自然循环蒸发器或强制循环蒸发器。然而，还可以使用具有短停留 时间的蒸发器、降膜蒸发器、螺旋管蒸发器、刮板式薄膜蒸发器或短路蒸发器。蒸发器可以 以合适的方式，例如用12-25巴，如约16巴的蒸汽或热载体油提供热。
蒸馏塔优选具有提高分离效能的内件。蒸馏内件例如可以作为规整填料存在，例 如作为片状金属填料如Mell即ak 250Y或Montz Pak， B1-250类型存在。还可以存在具有 较低或增加的比表面积的规整填料，或者可以使用织物填料或具有另一几何形状的规整填 料如Mell即ak 252Y。在使用这些蒸馏内件的情况下有利的是与例如浮阀塔盘相比，压降低 且比液体滞留低。内件可以存在于一段或多段中。 来自氢化的排出料优选在蒸馏塔的理论塔板的1/4-3/4空间区域内供入，更优选 在蒸馏塔的理论塔板的1/3-2/3空间区域内供入。例如，进料可以在一定程度上高于理论 塔板的中部(比例3 : 4)。
理论塔板数通常为5-30，优选10-20。 在冷凝器中得到的冷凝液为低沸物混合物，其如上所述主要作为回流供入该塔 中。例如，该低沸物混合物可能包含胺、水和式(III)的醇如来自异丁醛的异丁醇或来自正 丁醛的正丁醇和以及来自甲醛的甲醇。 未冷凝的残留蒸气可以以能量上有利的方式直接以气体形式送入焚烧，或者供入
接近环境压力操作的蒸馏塔中。该下游塔用于进一步蒸馏分离冷凝液。 优选由蒸发器底部排出主要包含多羟甲基化合物的排出料。来自蒸发器的循环体
系的排出料也是可能的。底部排出料就本发明而言称为"粗多羟甲基化合物"。 按照本发明得到的粗多羟甲基化合物包含小比例的多羟甲基化合物的甲酸酯。多
羟甲基化合物的甲酸酯的比例优选小于1500重量卯m，优选小于1200重量卯m，更优选小
于800重量ppm，尤其优选小于600重量ppm。 粗多羟甲基化合物进一步包含式(I)的多羟甲基化合物
(HOCH2). 其中R各自独立地为另一羟甲基或具有1-22个碳原子的烷基或具有6-22个碳原
子的芳基或芳烷基，以及式(IV)的羟基酸 其中R各自独立地如上所定义。
粗多羟甲基化合物优选具有下列组成 90-99重量％多羟甲基化合物(1)， 0.01_5重量％式(IV)的羟基酸， 0-5重量％次级有机化合物。 粗多羟甲基化合物更优选具有下列组成 95-99重量％多羟甲基化合物(1)， 0. 1-2重量％式(IV)的羟基酸， 0-3重量％次级有机化合物。 如上所述，该粗多羟甲基化合物优选通过链烷醛与甲醛的多步反应得到。该粗多 羟甲基化合物优选通过氢化方法得到。 为了以低多羟甲基化合物损失而除去底部料流中存在的较高沸点的酸性组分，尤
其是式(IV)的羟基酸，蒸馏中所用底部蒸发器按照本发明为至少一个具有短停留时间的
蒸发器，例如具有残余物排出的降膜蒸发器、薄膜蒸发器或螺旋管蒸发器。 在特定实施方案中，塔底可以构造成锥形底部，以进一步降低在塔底的停留时间。 该粗多羟甲基化合物的蒸馏优选在如下条件下进行 有利的是将在冷凝器中得到的冷凝液以大于30重量％，更优选大于50重量％的
程度再循环到蒸馏塔中(回流料流)。优选将该冷凝液再循环到塔顶。 冷凝器在50-180°C，优选130-160°C的温度下操作。 这里使用的冷却介质可以优选尽可能为水，其同时蒸发。 顶部压力更优选为0. 001-0. 9巴。 在工业规模上，真空通常借助蒸汽喷射器产生。 底部温度通常选择为使得多羟甲基化合物转化成气相，而式(IV)的羟基酸保留 在塔底中。 优选产生的底部温度为多羟甲基化合物的沸腾温度的100-150 % ，优选 105-140 %，更优选110-130%。 例如，在使用TMA作为叔胺制备NPG且塔顶压力为150毫巴的情况下，优选产生 150-200°C ，更优选160-190°C的塔底温度。 根据本发明，蒸馏塔底部优选连接于至少一个具有短停留时间的蒸发器上。 蒸馏塔的底部和具有短停留时间的蒸发器一起从定义上讲构成蒸发段。 根据本公开内容，蒸发段的停留时间通过将该塔的热部分中的液体滞留体积(V.滞g)除以该塔回流和进料体积流的总和而计算(V，g/(进料流+回流料流))，在该塔的热部 分中的液体滞留(V滞g)由塔底滞留体积(V滞g,塔底)加上蒸发器滞留体积(V滞g,蒸发器)计算
(乂滞留=v滞留，塔底+v滞留，蒸发器)。 蒸发段中的停留时间有利地小于45分钟，优选小于30分钟，更优选小于15分钟， 尤其优选小于10分钟，最优选小于5分钟。 通常优选选择蒸发段中的停留时间以使得在更高底部温度下相应地产生更短停 留时间。 在底部温度为多羟甲基化合物的沸腾温度的130_150%时，蒸发段中的停留时间 优选为5分钟及更短，更优选4分钟及更短，最优选3分钟及更短。 在底部温度为多羟甲基化合物的沸腾温度的120_130%时，蒸发段中的停留时间 优选为30分钟及更短，更优选15分钟及更短，最优选10分钟及更短，尤其优选5分钟及更 短。 在底部温度为多羟甲基化合物的沸腾温度的100_120%时，蒸发段中的停留时间 优选为45分钟及更短，更优选30分钟及更短，最优选15分钟及更短，尤其优选10分钟及更短。 蒸发所需能量通常借助塔底的蒸发器引入。蒸发器可以以合适的方式，例如用 12-25巴，如约16巴的蒸汽或热载体油提供热。 在另一特定实施方案中，具有短停留时间的蒸发器连接于至少一个具有短停留时 间的其他蒸发器上。 蒸馏塔底部和具有短停留时间的蒸发器在该优选实施方案中从定义上讲一起构 成第一蒸发段。 具有短停留时间的其他蒸发器从定义上讲形成第二蒸发段或第(l+n)蒸发段(其 中n > 2)。 具有短停留时间的蒸发器优选连接于另一具有短停留时间的蒸发器上(两段构 造)。 在该实施方案中，蒸发所需能量的主要部分通常在第一蒸发段引入。在第二蒸发 器段中，蒸发所需的更高温度则可以使用更短停留时间获得，从而使第二蒸发段中的停留 时间更短。 第一段优选构造成降膜蒸发器或螺旋管蒸发器。 该特定实施方案的第二段优选为降膜蒸发器、螺旋管蒸发器或薄层蒸发器。
根据本公开内容，在第一蒸发段中的停留时间通过将该塔的热部分中的液体滞留 体积(V，g)除以该塔回流和进料体积流的总和而计算(V，g/(进料流+回流料流))，在该 塔的热部分中的液体滞留(V，g)由塔底滞留体积(V，g,t^)加上蒸发器滞留体积(V，g^ 发器)i十胃(乂滞留=V滞留，塔底+V滞留，蒸发器)。 根据本公开内容，第二蒸发段的停留时间通过将第二蒸发器的液体滞留除以第二 蒸发器的进料流而计算。 根据该公开内容，第(l+n)蒸发段的停留时间相应地通过将该第(l+n)蒸发器的 液体滞留除以该第(l+n)蒸发器的进料流而计算。 在该优选实施方案中，第一蒸发段中的底部温度有利地高于该多羟甲基化合物的
13蒸发温度。 第一蒸发段中的底部温度优选为该多羟甲基化合物的沸腾温度的100-130%，更 优选110-125%。 第二蒸发段中的温度通常选择得使多羟甲基化合物基本完全转化成气相。 第二蒸发段中的温度优选为该多羟甲基化合物的沸腾温度的105-150%，更优选
120-150 %，尤其优选130-140%。 在第一蒸发段中的停留时间有利地小于45分钟，优选小于30分钟，更优选小于15 分钟，尤其优选小于10分钟，最优选小于5分钟。 在第二蒸发段中的停留时间有利地小于30分钟，优选小于15分钟，更优选小于5 分钟，尤其优选小于2分钟，最优选小于1分钟。 通常优选选择蒸发段中的停留时间以使得在更高底部温度下相应地产生更短停 留时间。 如上所述，可以将具有短停留时间的蒸发器连接于不止一个具有短停留时间的其 他蒸发器，例如两个或三个蒸发器，此时该链中的最后一个蒸发器是所谓的最后蒸发段。该 最后蒸发段中的停留时间和温度对应于两段构造中第二蒸发段的停留时间和温度。
在使用TMA作为叔胺制备NPG中，在第一蒸发段中，优选可以在小于45分钟， 优选小于30分钟的停留时间下产生135-17(TC，更优选150-16(TC的底部温度。在第二 蒸发段中，优选在小于15分钟，优选小于10分钟，更优选小于5分钟的停留时间下产生 160-220。C，优选180-200。C的温度。 蒸馏塔优选具有提高分离效能的内件。蒸馏内件例如可以作为规整填料存在，例 如作为片状金属填料如Mell即ak 250Y或Montz Pak， B1-250类型存在。还可以存在具有 较低或增加的比表面积的规整填料，或者可以使用织物填料或具有另一几何形状的规整填 料如Mell即ak 252Y。在使用这些蒸馏内件的情况下有利的是与例如浮阀塔盘相比，压降低 且比液体滞留低。内件可以存在于一段或多段中。 氢化排出料优选在蒸馏塔的理论塔板的1/4-3/4空间区域内供入，更优选在蒸馏 塔的理论塔板的1/3-2/3空间区域内供入。例如，进料可以在一定程度上高于理论塔板的 中部(比例3:4)。 理论塔板数通常为5-30，优选10-20。 在这些条件下，通常对于优选的多羟甲基化合物(新戊二醇、三羟甲基丙烷、三羟
甲基乙烷和三羟甲基丁烷)，从更高沸点的式(IV)的羟基酸中取出更低沸点的式(I)的多
羟甲基化合物。当其他多羟甲基化合物用于该方法中时，可能需要选择其他压力和温度条
件，以便可以从羟基酸中取出多羟甲基化合物。 在冷凝器中，提纯的多羟甲基化合物优选以冷凝液得到。 多羟甲基化合物的纯度优选为至少99. 0重量％，更优选至少99. 2重量％。 本发明因此涉及一种以冷凝液得到的组合物，所述组合物包含式(I)的多羟甲基
化合物和1-10000重量卯m，优选5-5000重量卯m，更优选10-1000重量卯m的式(I)的多
羟甲基化合物与式(IV)的羟基酸的酯。 以冷凝液得到的组合物通常额外包含小比例的多羟甲基化合物的甲酸酯。该组合 物优选包含式(I)的多羟甲基化合物和1-10000重量卯m，优选5-5000重量卯m，更优选10-1500重量ppm多羟甲基化合物的甲酸酯的组合物。 优选从蒸发器底部排出主要包含更高沸点化合物如式(IV)的羟基酸(例如羟基 新戊酸)的排出料。 底部料流或者可以热利用于焚烧中或者可以供入下游蒸馏塔中将其分馏成几个 馏分。 例如，在NPG制备情况下的底部料流可以分馏成低沸点馏分(尤其含HPA)，中沸点 馏分(尤其含HPN( > 97% HPN))和高沸点馏分(尤其是HPA和HPN的酯)。
未冷凝的残留蒸气通常除了泄露空气和痕量水外主要包含多羟甲基化合物如 NPG，并且有利地直接以气体形式再循环到蒸馏步骤d)中。 本发明方法的优点在于本发明方法以高收率和小比例的式(IV)的羟基酸和式 (I)的多羟甲基化合物的酯提供了多羟甲基化合物。借助粗多羟甲基化合物的本发明蒸馏， 可以降低因酯化中形成的反应水将多羟甲基化合物如NPG夹带出冷凝器而引起的多羟甲 基化合物损失。 本发明方法的可以以非常高的收率制备多羟甲基化合物的优点整体导致多羟甲 基化合物制备方法的经济活力得到改进。 副产物和所得产物的本发明分离允许该方法的经济活力进一步改进，因为大多数 组分可以以材料形式利用，例如通过再循环到该方法中。必须送去处置的化合物比例降低， 因而本发明方法中的处置成本可以降低。
本发明由下列实施例说明
实施例1 : 通过氢化方法制备粗多羟甲基化合物
步骤a)醛醇縮合反应 使约750g/h异丁醛(约> 99. 5GC面积％ IBA)与约700g/h甲醛(约49重量％ 甲醛，1. 5重量％甲醇，剩余量的水)和40g/h三甲胺溶液(50重量％ TMA水溶液)在两级 搅拌釜级联中反应。 步骤b)蒸馏分离来自步骤a)的反应混合物 然后，通过在塔中蒸馏从该溶液中除去低沸物。该塔在精馏段中装有1. 5m织物填 料(比表面积500m7m3)并装有4m片状金属填料(250m2/m3)。醛醇縮合反应排出料在该片 状金属填料之上供入。在该塔顶部使用带冷却水(约10°C )的冷凝器和下游相分离器。在 顶部将馏出液以气体形式供入冷凝器中。得到约255g/h液体冷凝液。在下游连接的相分 离器中取出95g/h的水相并将其完全供入塔中。此外，将135g/h从相分离器供入第一搅拌 釜。为了将塔中的调节温度维持为85t:，额外将25g/h有机相供入该塔中。在冷凝器下游 连接的冷阱中，得到约lg/h液体(约80重量％ IBA，约20重量XTMA)，该液体同样再循环。
IBA除去在约1绝对巴的顶部压力下进行。所用蒸发器是降膜蒸发器。在塔底产 生104t:的底部温度。到达塔的回流速率(即分凝器的冷却水速率)借助织物填料中间的 温度调节；产生85t:的温度。 借助泵从塔底取出约100kg/h液体。将其供入降膜蒸发器(由油加热的不锈钢管 组成，长2. 5m，内径约21mm，壁厚约2mm)。从降膜蒸发器底部取出约1. 5kg/h约0. 3重量％ 异丁醛浓度的产物。将蒸气和过量液体供入塔底。排出的底部产物包含约70重量XHPA，
15约1. 5重量％ HPN，O. 3重量％ IBA，剩余量的水。
步骤c)来自步骤b)的底部排出料的氢化
所得底部产物随后借助固定床进行氢化。
催化剂按如下进行活化 150ml如EP 44444和PF57216所述的Cu/Al203催化剂在管式反应器中于19(TC下 通过使5体积％氢气和95体积％氮气的混合物(总体积501 (STP)/h)于环境压力下通过 24小时而活化。
氢化按如下进行 所用起始溶液为作为氢化进料的上述混合物。向该混合物中加入基于氢化进料为 约10重量％的15重量％三甲胺水溶液。如此得到的进料以喷淋模式在40巴H2压力下通 过加热到12(TC的反应器。空速为0.4kg昍八/(1催化剂* h)。再次将部分氢化排出料加 入进料中(循环模式)。循环/进料比为10 : 1。反应器排出料的样品在室温下的pH经 测定为8.9。 来自步骤c)的含水多羟甲基化合物混合物的组成为
NPG:69重量X
甲醇3. 5重量％
TMA:2重量X 次级有机化合物(HPA，异丁醇)< 2重量％
TMA甲酸酯1重量X
水23重量％ 步骤d):蒸馏来自步骤C)的含水多羟甲基化合物混合物 将所得排出料(约1. 5kg/h)供入蒸馏分离中。使用填料塔(DN 50mm)，其具有三
段长度各为lm且比表面积各为500m7n^的规整片状金属填料。进料位于最低段之上。产
生约175绝对毫巴的顶部压力。在底部产生160-165t:的温度；借助自然循环蒸发器对该
塔提供能量。将在顶部得到的蒸气供入冷凝器中；这使所得蒸气在3(TC下基本完全沉降。
借助简单的商业水喷射真空泵产生真空。排出约350g/h的所得馏出液；将约250g/h作为
回流液计量加入塔的最上部填料段中。用于产生真空的水送入生物废水处理中。 得到具有下列组成的粗多羟甲基化合物 97重量XNPG， 1重量XHPN， 2重量％次级有机化合物。 实施例2 :蒸馏粗多羟甲基化合物 将来自步骤d)的含水多羟甲基化合物混合物蒸馏的底部排出料送入蒸馏分离中 (进料流约1. 15kg/h)。使用具有两段的填料塔(DN 50mm)，其中上段为具有lm长度和 750m7m3的比表面积的织物填料，下段为具有lm长度和500m2/m3的比表面积的片状金属填 料。进料位于较低段之上。产生约150毫巴的顶部压力。在底部产生18(TC的温度；在150 毫巴的顶部压力下18(TC的底部温度对应于NPG沸腾温度的118%。借助泵从塔底取出约 100kg/h液体。将该液体供入降膜蒸发器(由油加热的不锈钢管组成，长2. 5m，内径约21mm， 壁厚约2mm)。该蒸发器用16巴蒸汽加热。将该蒸发器的蒸气和液体再循环到塔底。由该降膜蒸发器的循环体系取出约50g/h残留物(NPG浓度约15重量％ (约40重量％ HPN，约 10重量％ HPA，剩余量高沸点HPN-HPA酯))。将在塔顶得到的蒸气供入冷凝器中，该冷凝 器在约135t:下冷凝符合要求的纯NPG。在塔顶排出约1. lkg/h NPG ;将约1000g/h作为回 流液再循环到最上填料段中作为返回料(返回料流1000g/h)。借助简单的商业水喷射真 空泵产生真空。用于产生真空的水送入生物废水处理中。该塔的热部分中的滞留为l升。 与该塔底部连接的蒸发器中的停留时间相应地为约30分钟(11/(1. 151/h+l. 01/h))。
基于进料中的NPG， NPG的收率为约98重量％ 。
纯多羟甲基化合物的纯度为99. 3重量％ 。
HPA和NPG-HPA酯二者的含量均< 100重量卯m。
实施例3 :蒸馏粗多羟甲基化合物 在其他方面与实施例2相同的条件下，在塔底产生16(TC的温度。借助泵从塔底取 出约100kg/h液体(进料流约1. 15kg/h)。将该液体供入降膜蒸发器(由油加热的不锈钢 管组成，长2. 5m，内径约21mm，壁厚约2mm，用16巴蒸汽加热)。从该降膜蒸发器的循环体 系中取出约0. lkg/h具有约50重量％ NPG浓度的产物并供入下游薄膜蒸发器中。残留NPG 在19(TC下从中蒸出并以气体形式供入该塔中；从该薄膜蒸发器中排出约40g/h残余物，其 包含约10重量％ NPG，约35重量％ HPN，约15重量％ HPA，剩余部分为高沸点HPN-HPA酯。 将在塔顶得到的蒸气供入冷凝器中，该冷凝器在约135t:下冷凝符合要求的纯NPG。在塔顶 排出约1. lkg/h NPG ;将约1000g/h作为回流液再循环到最上填料段中作为返回料(返回 料流1000g/h)。借助简单的商业水喷射真空泵产生真空。用于产生真空的水送入生物废 水处理中。该塔的热部分中的滞留为l升。与该塔底部直接连接的蒸发器(降膜蒸发器) 中的停留时间相应地为约30分钟(11/(1. 151/h+l. 01/h))。 下游薄膜蒸发器在加热到19(TC的热部分中的停留时间经计算为约3分钟(薄膜
蒸发器的液体滞留/薄膜蒸发器的进料)。 基于进料中的NPG， NPG的收率为约99. 5重量％ 。 纯多羟甲基化合物的纯度为99. 3重量％ 。 HPA和NPG-HPA酯二者的含量均< 100重量卯m。 实施例4 :蒸馏粗多羟甲基化合物 将来自步骤d)的含水多羟甲基化合物混合物蒸馏的底部排出料送入蒸馏分离中 (进料流约1. 15kg/h)。使用具有两段的填料塔(DN 50mm)，其中上段为具有lm长度和 750m7m3的比表面积的织物填料，下段为具有lm长度和500m2/m3的比表面积的片状金属 填料。进料位于较低段之上。产生约90毫巴的顶部压力。在底部产生176t:的温度；借助 泵从塔底取出约100kg/h液体。将该液体供入降膜蒸发器(由油加热的不锈钢管组成，长 2. 5m，内径约21mm，壁厚约2mm)。该蒸发器用16巴蒸汽加热。将该蒸发器的蒸气和液体再 循环到塔底。由该降膜蒸发器的循环体系取出约50g/h残留物(NPG浓度约15重量X (约 40重量％ HPN，约10重量％ HPA，剩余量高沸点HPN-HPA酯))。将在塔顶得到的蒸气供入 冷凝器中，该冷凝器在约135t:下冷凝符合要求的纯NPG。在塔顶排出约1. lkg/h NPG ;将 约1000g/h作为回流液再循环到最上填料段中作为返回料(返回料流1000g/h)。借助简 单的商业水喷射真空泵产生真空。用于产生真空的水送入生物废水处理中。该塔的热部分 中的滞留为l升。与该塔底部连接的蒸发器中的停留时间相应地为约30分钟(11/(1. 151/
17h+1. 01/h))。 基于进料中的NPG， NPG的收率为约98重量％ 。
纯多羟甲基化合物的纯度为99. 3重量％ 。
HPA和NPG-HPA酯二者的含量均< 100重量卯m。
实施例5 :蒸馏粗多羟甲基化合物 将来自步骤d)的含水多羟甲基化合物混合物蒸馏的底部排出料送入蒸馏分离中 (进料流约1. 15kg/h)。使用具有两段的填料塔(DN 50mm)，其中上段为具有lm长度和 750m7m3的比表面积的织物填料，下段为具有lm长度和500m2/m3的比表面积的片状金属填 料。进料位于较低段之上。产生约300毫巴的顶部压力。在底部产生185t:的温度；借助 泵从塔底取出约100kg/h液体。将该液体供入降膜蒸发器(由油加热的不锈钢管组成，长 2. 5m，内径约21mm，壁厚约2mm)。该蒸发器用16巴蒸汽加热。将该蒸发器的蒸气和液体再 循环到塔底。由该降膜蒸发器的循环体系取出约50g/h残留物(NPG浓度约15重量X (约 40重量％ HPN，约10重量％ HPA，剩余量高沸点HPN-HPA酯))。将在塔顶得到的蒸气供入 冷凝器中，该冷凝器在约135t:下冷凝符合要求的纯NPG。在塔顶排出约1. lkg/h NPG;将 约1000g/h作为回流液再循环到最上填料段中作为返回料(返回料流1000g/h)。借助简 单的商业水喷射真空泵产生真空。用于产生真空的水送入生物废水处理中。该塔的热部分 中的滞留为l升。与该塔底部连接的蒸发器中的停留时间相应地为约30分钟(11/(1. 151/ h+1. 01/h))。 基于进料中的NPG， NPG的收率为约98重量％ 。
纯多羟甲基化合物的纯度为99. 3重量％ 。
HPA和NPG-HPA酯二者的含量均< 100重量卯m。
权利要求
一种提纯粗多羟甲基化合物的方法，所述粗多羟甲基化合物包含式(I)的多羟甲基化合物其中R各自独立地为另一羟甲基或具有1-22个碳原子的烷基或具有6-22个碳原子的芳基或芳烷基，还包含式(IV)的羟基酸其中R各自独立地如上所定义，所述方法包括在蒸馏塔中进行提纯，蒸馏塔的底部连接于至少一个具有短停留时间的蒸发器上。F2009102580072C0000011.tif,F2009102580072C0000012.tif
2. 根据权利要求1的方法，其中所述粗多羟甲基化合物包含 90-99重量％多羟甲基化合物(1)，0.01-5重量％式(IV)的羟基酸， 0-5重量％次级有机化合物。
3. 根据权利要求1或2的方法，其中所述粗多羟甲基化合物在多步反应中得到，所述多 步反应包括在步骤a)中使链烷醛以醛醇縮合反应与甲醛在叔胺作为催化剂存在下縮合， 得到其中R各自独立地如权利要求1所定义的式(II)的羟甲基链烷醛然后在步骤b)中将由步骤a)得到的反应混合物蒸馏分离成主要包含式(II)化合物 的底部料流和包含低沸物的顶部料流，并在步骤c)中氢化来自步骤b)的底部排出料，然后 在步骤d)中蒸馏来自步骤c)的排出料以从步骤c)的排出料中除去低沸物。
4. 根据权利要求1-3中任一项的方法，其中所述多羟甲基化合物为新戊二醇、三羟甲 基丙烷、季戊四醇、三羟甲基乙烷或三羟甲基丁烷。
5. 根据权利要求1-4中任一项的方法，其中所述多羟甲基化合物为新戊二醇。
6. 根据权利要求1-5中任一项的方法，其中所述叔胺为三乙胺、三正丙胺、三正丁胺或 三甲胺。
7. 根据权利要求6的方法，其中所述叔胺为三甲胺。
8. 根据权利要求1-7中任一项的方法，其中所述具有短停留时间的蒸发器为具有残余 物排出的降膜蒸发器、薄膜蒸发器或螺旋管蒸发器。
9. 根据权利要求1-8中任一项的方法，其中所述蒸馏塔的顶部压力为0. 001-0. 9巴。
10. 根据权利要求1-9中任一项的方法，其中所述蒸发器用12-25巴，如约16巴的蒸汽 或热载体油提供热。
11. 根据权利要求i-io中任一项的方法，其中产生的底部温度为多羟甲基化合物的沸 腾温度的100-150%。
12. 根据权利要求ll中任一项的方法，其中底部温度为多羟甲基化合物沸腾温度的 130-150%且在蒸发段中的停留时间为5分钟及更低。(HOCH2).
13. 根据权利要求ll中任一项的方法，其中底部温度为多羟甲基化合物沸腾温度的 120-130%且在蒸发段中的停留时间为15分钟及更低。
14. 根据权利要求ll中任一项的方法，其中底部温度为多羟甲基化合物沸腾温度的 100-120%且在蒸发段中的停留时间为45分钟及更低。
15. 根据权利要求1-14中任一项的方法，其中产生的底部温度为多羟甲基化合物沸腾 温度的105-140%。
16. 根据权利要求1-15中任一项的方法，其中在所述冷凝器中得到的冷凝液以大于30 重量％的程度再循环到所述蒸馏塔中。
17. 根据权利要求l-16中任一项的方法，其中所述蒸馏塔具有5-30块理论塔板且所述 粗多羟甲基化合物在所述蒸馏塔的理论塔板的1/4-3/4空间区域内供入。
18. 根据权利要求3的方法，其中将叔胺加入来自步骤b)的底部排出料中。
19. 根据权利要求1-18中任一项的方法，其中所得多羟甲基化合物(I)的纯度大于99 重量％。
20. 根据权利要求19的方法，其中羟基酸(IV)在蒸馏过的多羟甲基化合物(I)中的含 量小于500ppm。
21. 根据权利要求1-20中任一项的方法，其中将具有短停留时间的蒸发器连接于至少 一个具有短停留时间的其他蒸发器上。
22. 根据权利要求21的方法，其中所述第一蒸发段的底部温度为多羟甲基化合物的沸 腾温度的100-130%。
23. 根据权利要求22的方法，其中所述第一蒸发段中的停留时间小于45分钟。
24. 根据权利要求21-23中任一项的方法，其中所述第二蒸发段的温度为多羟甲基化 合物的沸腾温度的120-150%。
25. 根据权利要求24的方法，其中所述第二蒸发段中的停留时间小于30分钟。
26. —种组合物，其包含式(I)的多羟甲基化合物和1-10000重量卯m式(I)的多羟甲 基化合物与式(IV)的羟基酸的酯，其中R如权利要求1中所定义。
27. 根据权利要求26的或根据权利要求1-25中任一项得到的多羟甲基化合物在用于 聚合物或网状物中的用途。
全文摘要
本发明涉及一种提纯粗多羟甲基化合物的方法，所述粗多羟甲基化合物包含式(I)的多羟甲基化合物其中R各自独立地为另一羟甲基或具有1-22个碳原子的烷基或具有6-22个碳原子的芳基或芳烷基，还包含式(IV)的羟基酸其中R各自独立地如上所定义，所述方法包括在蒸馏塔中进行提纯，蒸馏塔的底部连接于具有短停留时间的蒸发器上。本发明进一步涉及一种包含多羟甲基化合物和1-10000重量ppm多羟甲基化合物与羟基酸的酯的组合物及其用途。
文档编号C08K5/053GK101747144SQ20091025800
公开日2010年6月23日 申请日期2009年12月9日 优先权日2008年12月9日
发明者M·施塔因尼格, S·里廷格, S·马斯, T·西尔希 申请人:巴斯夫欧洲公司