多元醇的制备方法 本发明涉及制备偕多羟甲基化合物地方法，该方法是在不形成由偶合产生的甲酸盐的情况下，使醛和甲醛缩合，并将生成的多羟甲基醛氢化。现有技术同时形成偶合产物的方法
在工业上，通常用所谓的无机坎尼扎罗法制备三羟甲基丙烷(TMP)。在该情况下，正丁醛(n-BA)与过量甲醛(FA)在化学计算量的无机碱(如氢氧化钠或氢氧化钙)存在下反应。通过坎尼扎罗反应，不仅形成TMP，还形成了一当量的甲酸钠或甲酸钙。作为偶合产物的无机盐的出现具有多种缺点：首先，使TMP盐的分离变复杂，且要求附加的费用；第二，必须对无机盐进行加工处理和纯化(如果要使其应用有良好效果的话)；以及第三，偶合产物的出现标志着所用化学计算量的氢氧化钠和甲醛的损失。此外，由于在无机坎尼扎罗反应期间形成不能利用的高沸点成分，致使对于丁醛来说该反应的收率无法令人满意。
就TMP的制备阐述的问题同样也存在于其它三元醇的制备中，例如三羟甲基乙烷(从正丙醛和甲醛起始)或三羟甲基丁烷(由正戊醛和甲醛起始)。与TMP类似，这些三元醇也是通过无机坎尼扎罗反应制备，且该反应中也形成了作为偶合产物的无机盐。这同样适用于由乙醛和甲醛制备季戊四醇。在塑料工业中，三羟甲基丙烷、三羟甲基乙烷和三羟甲基丁烷是在制备漆、尿烷和聚酯的过程中使用的具有多用途的多元醇。季戊四醇是涂料和清漆工业中常常使用的原料，并且还用于制造炸药(四硝酸季戊四醇酯)。
DE-A1952738中描述了一种改进方法，该方法是n-BA与FA在叔胺存在下反应，n-BA∶FA的化学计算量大约为1∶6，并使用超化学计算量的胺，但是，结果不仅产生TMP，还产生了化学计算量的三烷基甲酸铵。胺和所形成的甲酸是以无机盐形式通过蒸馏除去的，于是，还必须对其进行处理和回收以使该方法经济适用；其中使用的胺是三乙胺和三甲胺。
在EP-A 0142090、EP-A 0289921中，以及在申请号为P 19542035.7和P 19542036.5的德国专利申请中，描述了一种避免无机盐(三烷基甲酸铵)出现的方法。上述参考文件中，也描述了以化学计算量的三烷基胺代替无机碱作为碱使用。在该方法中，作为偶合产物形成的三烷基甲酸铵被转化为甲酸甲酯。与上述无机方法相比，有机坎尼扎罗方法的优点是收率提高了；但是，缺点是仍然有偶合产物(甲酸甲酯)形成，从而使得该方法必须要消耗掉多于所需的一当量的甲醛。
所以，站在经济的角度考虑，需要的是不形成任何种类偶合产物的TMP制备方法。不形成偶合产物的方法
按照DE-A 2507461中的阐述，在催化量的叔胺存在下，正丁醛(n-BA)与甲醛(FA)反应，并经中间体单羟甲基丁醛(MMB)(反应式1)制得二羟甲基丁醛(DMB)；随后，氢化得到TMP(反应式2)。反应式1：反应式2：
将由n-BA和FA得到的中间体二羟甲基丁醛(DMB)氢化以形成TMP还描述于DE-A 2507461。该说明书揭示从生成的中间体单羟甲基丁醛(MMB)中消去水的反应致使生成副产物乙基丙烯醛(EA)；而在实施例5中说明了在水存在下通过其逆反应(反应式3)利用EA的可能性。反应式3
在实施例中给出的DMB收率大约为85％；据说氢化后TMP的收率为75％(基于n-BA)，但其中未给出基于FA的收率。
以上专利说明书所述方法具有的缺点是必须利用特定的支链叔胺(如二甲基氨基新戊醇胺)，而该原料无法以工业量获得；但使用工业上可得到的胺(如三乙胺)会使收率变差(基于n-BA的情况下TMP收率为57％)。在所述方法中支链胺不能再循环，使得该方法的成本高。此外，未转化的n-BA或FA都不能在该方法中再循环。
另一种方案描述于DE-A 2702582，该方法中，在叔胺和碱金属或碱土金属化合物存在下，利用相对于醛过量至少8倍的甲醛在-5℃至0℃反应以进行醇醛缩合；然后，将所形成的醛醇缩合产物氢化为TMP。所用碱是直链叔胺。在大部分实施例中还加入无机碱。在仅使用三乙胺的情况下，氢化后TMP的收率为74.6％(实施例5,n-BA∶FA∶NEt3=1∶10∶0.18)。
该方法是建立在使用过量很多的甲醛和低温的基础上。但是，大量的FA会使FA与存在于反应混合物中的醇成分形成加成化合物(FA与DMB和MMB形成醛缩醇和半缩醛)；这又导致基于所用的FA的收率不好。当通过蒸馏纯化TMP时，醛醇缩合中使用的无机试剂引起额外的麻烦。保持低温(-5℃至0℃)对反应设备的要求增高。此外，共使用了18mol％的叔胺，它不能在该方法中再循环使用。
DE-A 2813201和DE-A 2702582都涉及到使用过量很多的甲醛，且以甲醛的使用为代价才能实现可以接受的收率(基于正丁醛)，因此，上述方法同样是不经济的。
DE-A 2714516描述的方法是在碱催化剂存在下，乙基丙烯醛(EA)与甲醛在EA∶FA的比例为1∶8至1∶30的条件下反应；基于EA的DMB收率为90％，但是，基于FA的的收率仅是12％。
这里由于使用了大量FA和三烷基胺催化剂，上述方法同样是不经济的。
因此，本发明的目的在于提供制备多羟甲基化合物的方法，例如，由正丁醛和甲醛制备三羟甲基丙烷的方法，所述方法要获得基于正丁醛和甲醛的高收率，而不形成偶合产物。该方法同样适用于由比正丁醛高级或低级的醛同系物起始制备其它多元醇。
上述目的通过以下制备式Ⅰ多羟甲基化合物的方法而得以实现，其中R代表另一羟甲基、或含有1至22个碳原子的烷基、或含有6至22个碳原子的芳基或芳烷基，所述方法是使含有2至24个碳原子的醛与甲醛用叔胺作催化剂进行缩合形成式Ⅱ化合物其中R定义如上，并将其氢化，其特征在于通过以下方式逐步缩合：a)在第一(反应)步骤中，在作为催化剂的叔胺存在下，使含有2或多个碳原子的醛与摩尔量为2至8倍的甲醛反应；b)在第二(分离)步骤中，将反应混合物分离成主要含有式Ⅱ化合物的釜底物和主要含有未转化或部分转化的起始物料的馏出物，并将馏出物再循环至第一步骤；或者通过相分离装置将来自第一步骤的反应混合物分成水相和有机相，并将有机相再循环至第一步骤；c)在第三(补充反应-蒸馏)步骤中，将来自第二步骤的釜底物或通过相分离在第二步骤中得到的水相进行催化和/或热处理，其中将不完全羟甲基化的式Ⅲ化合物转化为相应的式Ⅱ化合物和转化为相应的式Ⅳ亚甲基化合物，其中R′是氢或与上述R定义相同，并且，将如此得到的反应混合物蒸馏并将含有式Ⅳ化合物和未转化甲醛的蒸馏操作的塔顶馏出物再循环至第一步骤；
以及，以已知方式将主要含有式Ⅱ化合物上述蒸馏的釜底物氢化为相应的式Ⅰ最终产物。
在本发明方法下文描述中，将术语“第一(反应)步骤”表达为同义的“(反应)步骤”、“第一步骤”或“步骤a)”；将术语“第二(分离)步骤”表达为同义的“(分离)步骤”、“第二步骤”或“步骤b)”；将术语“第三(补充反应-蒸馏)步骤”表达为同义的“(补充反应-蒸馏)步骤”、“第三步骤”或“步骤c)”。
在优选实施方式中，被再循环的馏出物或在第二步骤通过相分离得到的被再循环的有机相，如果它们含有大量式Ⅳ亚甲基化合物的话，则在其与其它含有2或更多碳原子的醛接触之前与甲醛和叔胺进行初步反应。
在另一优选实施方式中，将第二步骤的馏出物或馏出物流进行热补充反应和再次蒸馏，并将所得馏出物或最后的馏出物(如果该操作被重复数遍的话)再循环到步骤a)。
因此，本发明优选实施方式主要在于应用含有式Ⅳ亚甲基化合物的馏出物与甲醛进行初步反应和/或任选在馏出物再循环到第一步骤之前实施催化和/或热补充反应和/或任选对一次或数次蒸馏得到的含水蒸馏釜底物实施催化和/或热补充反应。而另一优选实施方式在于将在分离步骤中通过相分离得到的有机相再循环，并将其与甲醛进行初步反应和/或任选对在分离步骤中通过相分离得到的水相实施催化和/或热补充反应。
本发明方法尤其涉及这样的反应流程，该流程可将使用的醛进行定量转化，并将作为中间体形成的式Ⅳ亚甲基化合物进行定量转化制得式Ⅱ化合物。因此，在本发明方法的步骤c)中的催化和/或热的后处理和将其中生成的馏出物再循环到步骤a)导致特别有利地利用了起始物料。从而，步骤a)包括对反应物醛和FA的处理，以及对来自步骤b)和c)并含有醛、式Ⅳ亚甲基化合物、甲醛、水和胺催化剂的再循环物流的处理。
令人惊讶的是，上述物流在反应中能够定量地被再次使用，而不生成任何不良的次要成分。如果反应以如下方式进行的话，这些物流能够很好地实现无障碍再循环，即在上游反应器中，这些物流首先与新鲜FA反应，而后，生成的的混合物再与其它起始化合物在步骤a)中进行反应。上述反应物的“阶梯式加料”方法获得较之现有技术好得多的收率。
本发明方法的一重要特征在于将仍含有单羟甲基化的中间体、或含有单和双羟甲基化(在乙醛的情况下)的中间体的蒸馏釜底物或通过相分离在分离步骤中得到的水相进行补充反应，以此方式在氢化之前将其转化为相关的完全羟甲基化的化合物和相关的通式Ⅳ化合物。上述反应既可以在任选进一步添加叔胺的情况下，在单独的补充反应器中进行，也可以在反应塔中或在这两种方式的结合形式中进行。
该新方法可以间歇或连续进行。
下文将参考以图解方式表示TMP制备的图1作进一步阐述以说明本方法的原则。
在第一(反应)步骤中，其中可以包括单个或多个反应器，优选由管式反应器或串联搅拌反应器组成，使分别通过进料管2、3和4进料的起始物料n-BA和FA(优选以水溶液形式引入)以及叔胺催化剂进行反应生成化合物DMB和MMB的混合物，且该混合物中还含有作为重要成分的未转化的n-BA、FA和EA，以及胺催化剂和可能存在的水。通过管线5，该混合物进入(分离)步骤，在该情况下为蒸馏设备6(例如柱式或薄层蒸发器)中，其中通过蒸馏将混合物分离为易挥发成分或不易挥发的成分。通过对6中的蒸馏条件进行调节，在此形成了由低沸点物组成的馏分，该馏分含有作为基本成分的未转化的n-BA和FA、水和部分胺催化剂，以及在来自(反应)步骤的流出物中就已存在，且另外通过在蒸馏条件下从MMB中消去水形成的EA。该低沸点馏分通过管线7在冷凝器(未示出)中冷凝后再返回到(反应)步骤1。在蒸馏区6中得到的挥发性差的釜底物(主要包括DMB、MMB和部分胺催化剂)通过管线8进入(补充反应-蒸馏)步骤9，必要时，可以通过管线14和15将新的FA和胺催化剂加入步骤9中。
(补充反应-蒸馏)步骤9可以由后接蒸馏装置的一个或优选不只一个搅拌式反应器或一个或多个管式反应器组成，所述蒸馏装置例如是柱式或薄层式蒸发器或Sambay蒸发器。在步骤9中，残余MMB被转化为DMB，随后，通过蒸馏分离出低沸点的水、FA、EA和胺催化剂使生成的反应混合物得以浓缩。上述低沸点物通过管线10再循环至(反应)步骤1，同时挥发性较小的DMB通过管线11进入氢化反应器12，在这里以常规方式用氢(入口未示出)催化氢化形成TMP,TMP通过管线13排出。必要时，可以将氢化反应器的流出物进行蒸馏纯化。在(反应)步骤1中，通过管线7和10再循环并含有未转化的起始物料、胺催化剂、水和中间体EA的物流再次与新引入的起始物料一起以上述方式进行反应。通过适当的常规调节手段有利地控制新起始物料以及必要时新催化剂的进料，从而在1中建立稳态平衡。任何以FA的水溶液形式连续引入的水可以经由管线16除去。这种对水的除去并非是成功完成本发明方法所必须的，但是，它所具有的优点是可以减少在氢化反应器12中待氢化的DMB溶液的体积。当然，也可在氢化反应器12后，通过蒸馏除去水。
由于在1中建立的稳态平衡条件下，经由管线7和10再循环至1的化合物在其中进行反应，由此事实上不形成副产物，本发明方法的总平衡显示出对所使用起始物料事实上的定量转化，并且，形成TMP的选择性大于90％(基于丁醛)。
代替上述方法，同样可以采用下述方式有利地进行本发明方法：反应混合物形成的流出物从(反应)步骤1经由管线5输入代替蒸馏装置6的相分离装置6a，在所述相分离设备中将二相反应流出物分离为水相和有机相。当来自反应步骤1的反应混合物以二种液相存在时，而这种情况很普遍，上述方法是特别有利的。但是，如果来自1的流出物是均相的液体形式，可以通过加入水使其产生二相。由于在(分离)步骤的相分离设备6a中定量地分离有机相和水相不是成功完成本发明方法所必须的，因此，对相分离装置的类型没有特别的技术要求，即，可以是例如通常用于液/液分离的相分离设备，见乌尔曼化工大全(Ullmanns Encyklopaedie der technischen Chemie)，第4版，第2卷，第560至565页，Verlag Chemie,Weinheim 1972；如沉降槽、离心机、含有能促进相分离的内构件的塔(如板式塔或填充塔或含有旋转挡板的塔)。
将通过相分离得到的并含有作为主要成分的EA、未转化的丁醛以及较少量的胺催化剂、FA、MMB、水和DMB的有机相再循环至(反应)步骤1；而将含有作为主要成分的DMB、少量MMB以及FA和胺催化剂的水相送入(补充反应-蒸馏)步骤9。结果，当用相分离设备6a代替蒸馏装置6时，通过相分离得到的有机相被进一步在后续操作步骤中按照使用蒸馏装置6时所述用于低沸点物质的类似方法进行处理；而水相按照使用蒸馏装置6时所述用于高沸点釜底物的类似方式进行处理。
具体来说，参考图2以由n-BA和FA制备TMP为例，按照以图解方式说明的优选和/或替代实施方式可以使本发明方法得以有利进行。图2中的设备直接与图1中所用的参考编号相同的设备相对应。
在在前反应器17(在本申请中也简称为“上游反应器”)中，通过管线18和19计量加入其中的新的FA(优选以水溶液形式)和当要在方法的连续操作期间建立稳定操作条件时所需要的新叔胺催化剂，从(分离)步骤6(根据图1)经由管线20和/或23进入17的含有未转化n-BA和FA以及形成的EA、水和胺催化剂作为主要成分的低沸点物质，与可能还含有胺催化剂并经由管线10从(补充反应-蒸馏)步骤9按照图1所示再循环至此的FA/水混合物一起进行反应。
在上游反应器17中，原料可以下述摩尔比存在：例如n-BA∶EA的摩尔比可以根据所设定的n-BA转化率或蒸馏装置21和28中设定的回流比大幅度改变，并且在1∶1000和1000∶1之间；(n-BA+EA)∶FA的摩尔比通常从1∶0.01至1∶50，优选从1∶2至1∶20；叔胺的量通常是确保反应混合物pH为5至12(优选6至11)所用的量。
在上游反应器17中，有机成分水溶液的总浓度通常是5至60wt％，优选10至45wt％。反应通常在5至100℃下进行，优选15至80℃；取决于温度的停留时间通常保持在0.25至12小时。
来自上游反应器17的流出物(该流出物含有作为主要成分的未转化的FA和n-BA、EA、MMB和DMB以及胺催化剂和水)经由管线63进入(反应)步骤1，所述步骤1可以是搅拌式反应器、管式反应器或优选的串联搅拌反应器。新的FA通过管线3，和另外的胺催化剂(如果需要调节1中的稳态平衡或pH值的话)经由管线4计量进入(反应)步骤1。在使用串联搅拌反应器的情况下，计量加入可以如下进行：既可以仅仅是向串联反应器的第一个搅拌反应器，又可以是向串联反应器的某些或所有搅拌反应器，分别通过管线3和4加入n-BA或叔胺。通常以使pH再次回到5至12(优选6至11)所需要的量加入叔胺。在使用管式反应器的情况下，胺催化剂可以在管子的各点重新补足以确保在整个反应管中的pH都处于期望值。1中新加入的n-BA与在上游反应器17中加入的FA的量之间的摩尔比在1∶2和1∶5间是有利的，优选在1∶2和1∶3.5之间。在来自上游反应器17的流出物中过量存在的FA在(反应)步骤1中与n-BA反应主要形成DMB。加入上游反应器17和(反应)步骤1的叔胺催化剂的量通常相对于加入(反应)步骤1的n-BA为0.001至0.2当量，优选0.01至0.07当量，即胺是以催化量使用的。在含水反应混合物中，有机成分的总浓度通常是5至60wt％，优选10至45wt％。反应通常在5至100℃下进行，优选15至80℃；取决于温度的停留时间通常保持在0.25至12小时。
来自(反应)步骤1的流出物通过管线5进入(分离)步骤6，该流出物主要含有DMB、少量MMB和EA、过量的FA、少量未转化的n-BA、水和胺催化剂，步骤6可以如图1所示设计或者按照如下所述设计，其中在图2中标有6的括号所包括的所有设备和反应器按照定义都被视为属于对应于图1的(分离)步骤6的(分离)步骤b)。
来自(反应)步骤1的流出物在进入(分离)步骤6时首先经由管线5进入蒸馏装置21(可以是例如塔式、薄层蒸发器或Sambay蒸发器)，在21中，通过蒸馏将来自1的流出物分离为低沸点物质(作为塔顶馏出物或从蒸馏装置21的上部除去)和高沸点物质(以釜底物形式形成或从蒸馏装置21的下部排出)。蒸馏是以常规方式进行的，通常温度为50至200℃，优选90至160℃；压力为0.1毫巴至10巴，优选0.5至5巴，特别是在大气压下。
以塔顶馏出物形式离开或从蒸馏装置21上部通过管线22排出的低沸点物质含有作为主要成分的未转化的n-BA和FA、EA和水以及胺催化剂；而从蒸馏装置21的底部或下部通过管线24排出的高沸点物质含有作为主要成分的DMB、少量MMB和残余量的水、FA和胺催化剂。在从21除去的高沸点产物中，DMB的浓度通常从5至90wt％。
在蒸馏装置21中得到的高沸点混合物通过管线24和8进入(补充反应-蒸馏)步骤9；而低沸点物质可以完全或以一部分物流通过管线22和23返回上游反应器17和/或通过管线22和25经冷凝后进入反应器26(26可以是例如搅拌式反应器、串联搅拌反应器或管式反应器)，在26中，这些物质通常在10至100℃下，优选在15至80℃下进行补充反应，该反应通常进行0.25至12小时；在上述的补充反应期间，馏出物中存在的胺催化剂致使存在于馏出物中的组分n-BA、EA和FA反应形成DMB和MMB。来自后处理反应器26的排出物通过管线27进入蒸馏设备28，在28中按照上述蒸馏设备21中的类似方式通过蒸馏分离成低沸点物质和高沸点物质，低沸点物质通过管线20回到上游反应器17，而高沸点物质通过管线29和8流至(补充反应-蒸馏)步骤9。
必要时，在(分离)步骤b)的范围内，与附图中(分离)步骤6一样的上述包括对来自蒸馏装置21的低沸点馏出物的补充反应/蒸馏步骤的操作程序可以重复许多次。在(分离)步骤6范围内的这一补充反应/蒸馏程序可以作为直接将来自蒸馏装置21的低沸点物质通过管线22和23再循环至上游反应器17的替代或补充步骤，根据所要合成的多羟甲基化合物的类型，这样与直接再循环的效果一样好或更加好。(分离)步骤6产生的低沸点物质再循环至上游反应器17是本发明方法的有益实施方式，当然，必要时，来自(分离)步骤6的再循环的低沸点物流也可以完全或以一部分物流的形式直接再循环至(反应)步骤a)，对应于图中的(反应)步骤1。
取决于使用哪一种上述本发明实施方式，来自蒸馏装置21的高沸点物质通过管线24和8或者来自蒸馏装置21和28的通过管线24和29合并的高沸点物质经管线8来到(补充反应-蒸馏)步骤c)，对应于图中的(补充反应-蒸馏)步骤9，的后处理反应器30，使得高沸点混合物中存在的MMB与FA反应完全形成DMB。
在借助于图2阐述的实施方式中，如果使用相分离设备21a代替蒸馏装置21，可按照与处理用蒸馏装置21得到的低沸点物质的类似方式，将在相分离中得到的组成与图1中所述大体相同的有机相在方法的后序步骤中进行处理；并且，可按照与处理用蒸馏装置21得到的高沸点釜底物的类似方式，将在21a的相分离中得到的水相在方法的后序步骤中进行处理。
在后处理反应器30(可以是搅拌式反应器或优选的串联搅拌反应器或管式反应器)中，通常将高沸点混合物在30至200℃，优选40至150℃加热，加热时间通常为0.1至5小时，优选0.5至3小时。事实上，仍以催化量存在于高沸点混合物中的胺催化剂在所设定的补允反应温度下引起MMB与仍存在于高沸点混合物中的FA或必要时通过管线15另外加入的FA反应完全生成DMB。在高沸点混合物中，部分FA以与MMB和DMB结合的半缩醛形式存在，其在这一催化和/或热后处理过程中被释放出来，并因此又用于将MMB转化为DMB。
上述反应器30中的高沸点物质的后处理和补充反应可以被加速，并且在必要时可以在较温和条件下进行，其条件是：将碱，优选在醇醛缩合反应中所用的叔胺催化剂通过管线14加入高沸点反应混合物，从而将混合物的pH调节为5至12(优选6至11)，而后，在上述温度范围中对高沸点混合物进行处理。代替低分子量叔胺，也可以为此使用聚合的叔胺，如碱性离子交换剂。
来自补充反应反应器30的流出物通过管线32到达蒸馏装置33(如薄层蒸发器或Sambay蒸发器)，在此通过蒸馏分离为高沸点DMB和低沸点物质，该低沸点物质含有作为主要成分的FA、水、胺催化剂和可能存在的新形成的EA；所述的低沸点物质被以塔顶馏出物形式或从蒸馏装置的上部排出，通过管线10例如再循环至上游反应器17，和/或在必要时直接再循环至(反应)步骤1；高沸点物质从蒸馏装置33的底部或较低部分通过管线11进入氢化反应器12，而氢气通过管线62进入12中。必要时蒸馏可这样进行，以使基本上包含水的部分物流被冷凝和除去。
现在来自33的高沸点产物几乎只含有作为反应产物的DMB，其中DMB的含量是20至95％，优选30至75％；将上述高沸点产物在氢化反应器12中催化氢化。尤为合适的氢化催化剂是含铜载体催化剂，如见WO 95/32171所述。其它合适的催化剂例如是EP-A 44444、EP-A 44412或DE-A 1957592中描述的那些。在例如填充有催化剂床的反应器管中以连续方式氢化是有益的，其中反应溶液，以例如滴流方式或在如DE-A 1941633和DE-A 2040501所述的不稳流动(transition flow)条件下通过催化剂床。在任选冷却的条件下，将反应流出物的部分物流再循环和再次通过催化剂固定床是有益的。在多个串联反应器(例如2至4个反应器)中进行氢化同样是有益的，其中氢化在除最后一个反应器外的各反应器中仅进行至50至98％的部分转化，而仅仅在最后一个反应器中进行完全氢化。在此情况下，在进入后面的反应器之前，将前一个反应器的氢化流出物进行冷却是有益的，所用方法例如借助冷却设备或注入冷的气体(如氢或氮)或引入冷反应溶液的部分物流。
氢化温度通常在50至180℃间，优选90至140℃间。适用于氢化的压力通常为10至250巴，优选20至120巴。
氢化可以在加入惰性溶剂的情况下进行。合适的溶剂是环醚，如THF或二噁烷；以及无环醚和低级醇，如甲醇、乙醇或2-乙基己醇。
此外，可以使用任何合适的氢化方法，并且所用氢化催化剂是通常醛氢化所用和述于标准文献的催化剂。
由此得到的TMP粗产物可以常规方式通过蒸馏纯化(未示出)。
本发明方法可以在有或没有加入有机溶剂或加溶剂的情况下进行。可以证实的是，加入溶剂或加溶剂尤其在作为起始物料使用长链醛的情况下是有益。在本发明方法各蒸馏步骤期间，用溶剂使其与低沸点化合物形成合适的、低沸点的共沸混合物有可能降低这些蒸馏的能量消耗和/或促进通过蒸馏方法从高沸点化合物中分离低沸点物质。
合适的溶剂实例是环醚或无环醚，如THF、二噁烷、甲基叔丁基醚；或醇，如甲醇、乙醇或2-乙基己醇。
在上游反应器、(反应)步骤、(分离)步骤、和(补充反应-蒸馏)步骤进行并在上文详述的反应通常可以在1至30巴的压力下完成，优选1至15巴，更优选1至5巴；并且在相关反应体系自生的压力下反应是有利的。
事实上，上述新方法可以适用于所有在羰基的α位含有亚甲基的醛。可以用含有2至24个碳原子的脂族醛作起始物料，它可以是直链或支化的或含有脂环基团。此外，还可以用在羰基的α位含有亚甲基的芳脂族醛作起始物料。通常，用作起始物料的是含有8至24个碳原子的芳烷基醛，优选含有8至12个碳原子，例如苯基乙醛。优选含有2至12个碳原子的脂族醛，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-叔丁基取代的丁醛，以及相应的正戊醛、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-叔丁基取代的戊醛，以及相应的正己醛、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-叔丁基取代的正己醛，以及相应的正庚醛、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，特别是C2-C12-正链烷醛。
我们特别优选用乙醛作制备季戊四醇的起始物料，用丙醛作制备三羟甲基乙烷的起始物料，用n-BA作制备TMP的起始物料，以及用正戊醛作制备三羟甲基丁烷的起始物料。
作为醛的替代物可以利用式Ⅳ化合物，例如丙烯醛类，如丙烯醛、2-甲基丙烯醛、2-乙基丙烯醛、2-丙基丙烯醛、2-丁基丙烯醛、2-戊基丙烯醛、2-异丙基丙烯醛、2-异丁基丙烯醛、2-己基丙烯醛、2-庚基丙烯醛、2-十二烷基丙烯醛、2-十五烷基丙烯醛、2-甲氧基丙烯醛、2-乙氧基丙烯醛、2-丙氧基丙烯醛或2-丁氧基丙烯醛；其中优选2-甲基丙烯醛、2-乙基丙烯醛和2-丙基丙烯醛。此外，使用丙烯醛还有利于制备季戊四醇。
正如在上述反应式3中可以发现的，为了定量转化成式Ⅱ化合物，用通式Ⅳ所示丙烯醛作为起始物料需要一当量FA，比使用相应的饱和醛的情况下的FA用量少。
合适的叔胺是已知适用于醛与甲醛之间的缩合反应的叔胺，例如在DE-A 2813201和DE-A 2702582中描述的那些。特别优选的叔胺是三正烷基胺，如三乙胺、三正丙基胺、三正丁基胺和特别是三甲胺。
本发明方法的特征在于基于所用醛和所用甲醛二者都获得高收率，和胺催化剂的损失十分小。由于在操作期间的pH较低，所以不发生坎尼扎罗反应，从而避免了作为偶合产物的甲酸盐的形成。实施例实施例1～4：间歇法实施例1
25℃下将288g正丁醛(4mol)与3000g浓度为10％的甲醛(10mol)和26g浓度为45％的三甲胺(0.2mol)在一起搅拌。然后发现反应溶液含有0.7mol的n-BA(转化率n-BA=82.5％)和0.5mol的EA(形成EA的选择性为15％)。在10mL/h进料速度下，在140℃常压下在Sambay蒸发器中通过蒸馏掉低沸点物和水来浓缩该反应溶液。得到1195g馏出物和2119g釜底物，釜底物再次在Sambay蒸发器中进行浓缩。形成795g馏出物和1324g釜底物。将该釜底物在Sambay蒸发器中进行第三次浓缩。得到494g馏出物和830g釜底物。将总的馏出物(2484g)在30℃下搅拌5小时，然后再次在Sambay蒸发器(140℃)中进行浓缩。得到1435g釜底物和1049g馏出物，然后将馏出物按照实施例2所述的方法进行处理。
将合并后的不含n-BA或EA的釜底物(2265g DMB溶液，pH4.1)进行连续氢化。为此将反应溶液与氢气在30下一起泵入到管式反应器中，管式反应器已加热至90℃，并填充有100mL在SiO2上的铜催化剂，该催化剂以铜计算，含有25重量％的铜和75重量％的SiO2，并按WO 95/32171所公开的方法制备。使欲氢化的溶液以滴流方式流经催化剂床，并使一部分仍处于压力下的反应流出物再循环回反应器(再循环法)。以相同于进料速率的速率将流出物连续地从反应器中排出，减压并收集在接收器中。
最后蒸馏全部的氢化流出物。用定量气相色谱(GC)对低沸点物进行分析，并对中沸点物、TMP和更高级缩合产物，包括低聚物如双三羟甲基丙烷或TMP/EA/TMP三聚物，进行称重。
MeOH n-BuOH Me-BuOH diol TMP 更高级缩合产物分析方法 GC GC GC 称重 称重 称重 g 25.6 2.9 2.5 8.3 375 8 mol 0.8 0.04 0.03 0.08 2.8 0.06(MeOH=甲醇；n-BuOH=正丁醇；Me-BuOH=2-甲基丁醇；diol=3-乙基丙烷-1,3-二醇；TMP=三羟甲基丙烷；更高级缩合产物以TMP当量记)
基于氢化流出物中n-BA或FA的当量*)TMP收率(基于n-BA) 70％ 90％收率(基于FA) 56％ 84％*)当量的定义 MeOH n-BuOH Me-BuOH diol TMP 更高级缩合产物 n-BA - 1 1 1 1 1
FA 1 - 1 1 2 2实施例2
向实施例1中的剩余馏出液(1049g)中加入1951g含9摩尔FA的水溶液和26g浓度为45％的三甲胺(0.2mol)，并将该混合物在30℃下搅拌3小时，然后加入288g正丁醛(4mol)，并将该混合物在30℃下再搅拌4小时。然后按实施例1所述通过蒸馏对该混合物进行纯化。得到873g馏出物，这些馏出物将按以下实施例3所述进行处理，以及2441g釜底物(DMB溶液)，这些釜底物在按实施例1所述相同的方式进行氢化和蒸馏后，得到具有下述组成的产物：
MeOH n-BuOH Me-BuOH diol TMP 更高级缩合产物分析方法 GC GC GC 称重 称重 称重 g 28 3 3 11 429 10 mol 0.9 0.04 0.034 0.1 3.2 0.075
基于使用量 基于氢化流出物中的当量*)收率(基于n-BA) 80％ 92.7％收率(基于FA) 71％ 84％实施例3
向873g实施例2的馏出液中加入2127g含9摩尔FA的水溶液和26g浓度为45％的三甲胺(0.2mol)，并将该混合物在30℃下搅拌3小时，然后加入288g正丁醛(4mol)，并将该混合物在30℃下再搅拌4小时，随后按实施例1所述通过蒸馏对其进行处理。得到1096g馏出物，这些馏出物将按以下实施例4所述进行处理，以及2218gDMB溶液，该溶液在氢化和蒸馏后，得到具有下述组成的产物：
MeOH n-BuOH Me-BuOH diol TMP 更高级缩合产物分析方法 GC GC GC 称重 称重 称重 g 32 2.5 4 10 476 15 mol 1 0.033 0.045 0.096 3.55 0.11
基于使用量 基于氢化流出物中的当量收率(基于n-BA) 88.7％ 92.5％收率(基于FA) 78.8％ 84％实施例4
向来自实施例3的1096g馏出液中首先加入1904g含8.5摩尔FA的水溶液和26g浓度为45％的三甲胺(0.2mol)，并将该混合物在30℃下搅拌5小时。然后加入288g正丁醛(4mol)，并将该混合物继续在30℃下搅拌5小时。在按实施例1所述通过蒸馏进行处理后，得到1150g馏出物，这些馏出物可被进一步处理。2164g DMB溶液的釜底物在进行氢化和蒸馏后，得到具有下述组成的产物：
MeOH n-BuOH Me-BuOH diol TMP 更高级缩合产物分析方法 GC GC GC 称重 称重 称重 g 35 2 2.5 15 482 20 mol 1.1 0.027 0.03 0.14 3.6 0.15
基于使用的n-BA或FA基于氢化流出物中的当量收率(基于n- 90％ 91.2％
BA)收率(基于FA) 84.7％ 82％对实施例1～4进行累积得到下述平衡值 所用n-BA的重量 所用FA的重量 所用NMe3(45％)的重量
1152g(16mol) 9558g(36.5mol) 104g(0.79mol)馏出物(用于再循环)中剩有：1.75当量的n-BA和5.1当量的FA
MeOH n-BuOH Me-BuOH diol TMP 更高级缩合产物分析方法 GC GC GC 称重 称重 称重
g 120.6 10.4 12 44.3 1762 53 mol 3.76 0.14 0.136 0.426 13.15 0.4
基于所用的n-BA或FA基于转化的n-BA或FA收率(基于n-BA) 82.2％ 92.3％收率(基于FA) 72％ 83.7％
下述实验是在如图3所图解说明的实验室装置中进行的。该实验室装置由串联的3个可加热搅拌式反应器34、35和36组成的，它们通过溢流管37和38连接，并且每一个的容量为1000mL。搅拌式反应器36的溢流直接经溢流管39送至Sambay蒸发器40的上部区域，在蒸发器40中通过蒸馏将其分离成低沸点的塔顶馏出物和高沸点的釜底物。塔顶馏出物在冷凝(未示出)后通过管线41送至补充反应器42，该反应器为容量为500mL的可加热搅拌式反应器，来自该反应器中的液体反应混合物经溢流管43直接送至第二Sambay蒸发器44的上部区域。在Sambay蒸发器44中将所得的反应混合物通过蒸馏分离成低沸点的塔顶馏出物和高沸点的釜底物，塔顶馏出物在冷凝(未示出)后经管线45再循环至串联的搅拌式反应器34中。Sambay蒸发器40和44的釜底物通过管线46和47排出和合并，经管线48进入接收器(未示出)。分批将如此收集的釜底物按照单个实施例所述进行进一步处理。搅拌式反应器34不仅通过来自管线45的回流进料，而且通过管线49和50加入FA溶液和胺催化剂NR3。n-BA通过管线51加入到搅拌式反应器35中。实施例5～7：连续操作法实施例5
向图3所示的装置中加入表1所述的原料，并在所述温度下操作。关于MMB、DMB和FA的数据由高压液相色谱分析测定，并以重量百分数记录。
表1 24小时中 g/h 的克数 MMB [％] [g] DMB [％] [g] FA [％] [g]n-BAFAH2ONMe3H2O再循环管线46流出液管线47流出液 17 408 28,4 681,6 663 1590 0,6 16,8 1,55 37,2 204 4896 31,9 765 82 1969∑管线46+47 流出液 2734 1,9 52,2 24,8 680 13 357收率 基于n-BA 基于FA 9 2,25 91 45,4 - 52,4设备 R34 R35 R36 R42 S40 S44T[℃] 30 31 45 45 155 125R=搅拌式反应器 S=Sambay蒸发器
收集管线48的流出液(2734g)，并将其在大气压下分批蒸馏，直至得到1025g釜底物和1709g馏出物。将含有297g甲醛的低沸点馏出物再循环回搅拌式反应器34。出于平衡的目的，该甲醛的量可由表1所给的量中扣除。
将由此得到的合并的釜底产物如实施例1所述进行氢化，并将流出液进行蒸馏：
MeOH n-BuOH Me-BuOH diol TMP 更高级缩合产物分析方法 GC GC GC 称重 称重 称重 g 62 - 2.5 47 678 14 mol 2.06 - 0.03 0.45 5.06 0.1收率(基于n-BA)89.3％ 收率(基于FA包括回流)78.9％实施例6
向图3所示的装置中加入表2所述的原料，并在所述温度下操作。
表2 24小时中 g/h 的克数 MMB [％] [g] DMB [％] [g] FA [％] [g]n-BAFAH2ONMe3H2O再循环管线46流出液管线47流出液 25 600 26,1 626,4 60,9 1462 1 24 1,2 28,8 200 4800 39,5 947 74,8 1794∑管线46+47 流出液 2741 2,4 65 37,2 1020 5,1 140收率 基于n-BA 基于FA 7,6 3 92,4 73,7 - 22设备 R34 R35 R36 R42 S40 S44T[℃] 35 35 50 40 155 125R=搅拌式反应器 S=Sambay蒸发器
将管线48的流出液(2741g)以15mL/h的速度，连续地泵入到一Sambay蒸发器(150℃，大气压)。得到1506g釜底物和1235g馏出物。将含有105g甲醛的馏出物再循环回搅拌式反应器34中。为计算收率，该甲醛的量由表2所给的量中扣除。
将由此得到的合并的釜底产物如实施例1所述进行氢化，并将流出液进行蒸馏：
MeOH n-Bu0H Me-BuOH diol TMP 更高级缩合产物分析方法 GC GC GC 称重 称重 称重
g 38 - 5 60 1022 14
mol 1.2 - 0.057 0.58 7.6 0.1收率(基于n-BA)91.2％ 收率(基于FA包括回流)87.4％实施例7
向图3所示的装置中加入表3所述的原料，并在所述温度下操作。
表3 24小时中 g/h 的克数 MMB [％] [g] DMB [％] [g] FA [％] [g]n-BAFAH2ONMe3H2O再循环管线46流出液管线47流出液 50 1200 62,5 1500 187,5 4500 1,64 39,4 2 48 345 8280 104,2 2500 199,4 4785∑管线46+47 流出液 7285 2,8 204 26,6 1936 7,7 560收率 基于n-BA 基于FA 12 4 88 58,6 - 37,3设备 R34 R35 R36 R42 S40S44T[℃] 34 37 46 50 165140R=搅拌式反应器 S=Sambay蒸发器
将收集到的管线46和47的合并流出液(7285g)与43g浓度为45％的三甲胺溶液在40℃下搅拌3小时。通过这一方式使MMB的含量降至1％并使DMB的含量升至28.7％。然后将补充反应溶液以15mL/h的速度泵入一Sambay蒸发器(150℃，大气压)。得到4027g釜底物和3301g馏出物。将含有480g甲醛的馏出物再循环回搅拌式反应器34中。该甲醛的量可由表3所给的量中扣除。
将由此得到的釜底产物如实施例1所述进行氢化，并将流出液进行蒸馏：
MeOH n-BuOH Me-BuOH diol TMP 更高级缩合产物分析方法 GC GC GC 称重 称重 称重 g 89 - 17.5 97 2010 67 mol 2.8 - 0.2 0.93 15 0.5收率(基于n-BA)90％ 收率(基于FA包括回流)88％实施例8
为实施本实施例，对实施例5～7所用的实验室装置进行了如示意图4所示的改动。该改动的实验室装置由所述的(实施例5-7)串联的搅拌式反应器34、35和36，溢流管37、38和39，以及Sambay蒸发器40组成。搅拌式反应器36的溢流直接经溢流管39送至Sambay蒸发器40的上部区域，在蒸发器40中通过蒸馏将其分离成低沸点的含有主要组分n-BA、FA、EA、水和三甲胺的塔顶馏出物，以及高沸点的釜底物。塔顶馏出物在冷凝(未示出)后连续地通过管线52送至搅拌式反应器34。来自Sambay蒸发器40的高沸点釜底物在通过管线54加入新鲜的三甲胺催化剂(浓度为45％的水溶液)后，连续地通过管线53加入到补充反应器55中，该反应器为容量为1000mL的、含有填充体(2.5mm腊希环)的加热管式反应器。补充反应器55的流出液经管线56连续地送至Sambay蒸发器44的上部区域，在该蒸发器中通过蒸馏分离成基本上含EA、FA、水和三甲胺的低沸点的塔顶馏出物和高沸点的釜底物。低沸点的塔顶馏出物在冷凝(未示出)后经管线57连续地再循环至搅拌式反应器34中，而高沸点的釜底物通过管线58收集在接收器59中，由该接收器通过管线60将其排出以进行随后的氢化。连续加入搅拌式反应器34的物料不仅有经管线52和57进入的再循环物流，而且有经管线49和61分别进入的新鲜的FA溶液和n-BA，以及经管线50加入的45％水溶液形式的新鲜三甲胺催化剂。
表4中给出了各原料的加入量、引入催化剂的量、来自Sambay蒸发器40和44的底部流出液的量，以及最后提及的流出液的组成。MMB、DMB和FA的浓度由高压液相色谱测定并以重量百分数给出。表4中同时给出了每个搅拌式反应器和Sambay蒸发器所用的温度。Sambay蒸发器中的蒸馏在大气压下进行。
表4经下列管线输入 24小时中g/h 的克数 MMB [％] [g] DMB [％] [g] FA [％] [g] 61n-BA50 1200 49 50FAH2ONMe3H2O57,3 1275133,5 32081,02 24,51,25 30 54NMe3H2O1,02 24,51,25 30S40底部流出物500 12000S44底部流出物245,3 5888 0,5 29 35,5 2090 7 415收率 基于n-BA 基于FA 1,7 0,62 95 69 - 30,2设备R34 R35 R36 R,55 S40 S44T[℃]35 50 60 55 140 140R=搅拌式反应器 S=Sambay蒸发器
将来自接收器59中的釜底物如实施例1所述进行氢化，并将流出液进行蒸馏：
MeOH n-BuOH Me-BuOH diol TMP 更高级缩合产物分析方法 GC GC GC 称重 称重 称重 g 445 - 10 40 2077 25 mol 13.9 - 0.11 0.4 15.5 0.19收率(基于n-BA)93％ 收率(基于FA)68％