3,3－二甲基丁醛的制备方法.pdf

由3，3-二甲基丁醇制备3，3-二甲基丁醛。中间体3，3-二甲基丁醇通过使乙烯、异丁烯和无机酸反应以制备3，3-二甲基丁基酯，然后该酯被水解成醇来制备。水解步骤通过反应性蒸馏来进行。或者，由通过相应羧酸或1，2-环氧基-3，3-二甲基丁烷的还原或通过1-卤代-3，3-二甲基丁烷的水解制得的3，3-二甲基丁醇来制备3，3-二甲基丁醛。固定床气相和搅拌釜液相方法用于通过催化脱氢将3，3-二甲基丁醇转化成3，3-二甲基丁醛。

权利要求书一种制备3,3‑二甲基丁醛的方法，包括：
通过使异丁烯、乙烯和无机酸反应来制备3,3‑二甲基丁醇的酯；
水解所述酯以制备3,3‑二甲基丁醇；和
将3,3‑二甲基丁醇转化成3,3‑二甲基丁醛。
一种制备3,3‑二甲基丁醛的方法，包括使3,3‑二甲基丁醇与用于将醇脱氢转化成相应醛的催化剂接触，其中在任何催化剂再生反应的间歇之前，转化率至少为5摩尔3,3‑二甲基丁醛/摩尔催化剂活性相。
一种制备3,3‑二甲基丁醇的方法，包括
将含有3,3‑二甲基丁酯和无机酸的水解进料混合物在水的存在下加热，从而水解该酯并制备含有3,3‑二甲基丁醇的水解反应混合物；和
将由水解形成的3,3‑二甲基丁醇从水解反应混合物中蒸馏出来。
一种制备3,3‑二甲基丁醛的方法，包括：
使含有3,3‑二甲基丁醇和惰性气体的气相与脱氢催化剂接触，以制备含有3,3‑二甲基丁醛的脱氢反应产物气体，在任何催化剂再生反应的间歇之前，转化率至少为约5摩尔3,3‑二甲基丁醇/摩尔催化剂活性相；和
从脱氢反应产物中回收3,3‑二甲基丁醛。
一种制备3,3‑二甲基丁醛的方法，包括：
制备含有颗粒脱氢催化剂和3,3‑二甲基丁醇的淤浆；
通过在所述淤浆中的催化脱氢反应将3,3‑二甲基丁醇转化成3,3‑二甲基丁醛，从而制得含有所述催化剂和3,3‑二甲基丁醛的脱氢反应产物淤浆；
从脱氢反应产物淤浆中回收3,3‑二甲基丁醛。
一种制备3,3‑二甲基丁醛的方法，包括：
使3,3‑二甲基丁酸或其酯与还原剂接触，从而制备3,3‑二甲基丁醇；和
将3,3‑二甲基丁醇转化成3,3‑二甲基丁醛。
一种制备3,3‑二甲基丁醛的方法，包括：
将选自1‑氯‑3,3‑二甲基丁烷、1‑溴‑3,3‑二甲基丁烷和1‑碘‑3,3‑二甲基丁烷的基质进行水解以制备3,3‑二甲基丁醇；和
将3,3‑二甲基丁醇转化成3,3‑二甲基丁醛。
一种制备3,3‑二甲基丁醛的方法，包括：
制备3,3‑二甲基丁醇，其中3,3‑二甲基丁醇的制备包括使1‑卤代‑3,3‑二甲基丁烷或1‑酰氧基‑3,3‑二甲基丁烷在碱的存在下进行水解；和
将3,3‑二甲基丁醇转化成3,3‑二甲基丁醛。
一种制备3,3‑二甲基丁醛的方法，包括：
将1,2‑环氧基‑3,3‑二甲基丁烷氧化物还原成3,3‑二甲基丁醇；和
将3,3‑二甲基丁醇转化成3,3‑二甲基丁醛。
一种制备3,3‑二甲基丁醛的方法，包括：
使叔丁基有机金属化合物与环氧乙烷反应形成3,3‑二甲基丁醇；和
将3,3‑二甲基丁醇转化成3,3‑二甲基丁醛。
一种制备3,3‑二甲基丁醛的方法，包括使3,3‑二甲基丁醇与用于将醇脱氢转化成相应醛的催化剂接触，所述催化剂对人体基本上无毒。
一种制备3,3‑二甲基丁醛的方法，包括：
使3,3‑二甲基丁酸或其酯与还原催化剂接触，从而生成3,3‑二甲基丁醇；和
将3,3‑二甲基丁醇转化成3,3‑二甲基丁醛，其中3,3‑二甲基丁醇与用于将该醇氧化成3,3‑二甲基丁醛的氧化剂接触，且所述氧化剂包括能将醇化学计量氧化成相应醛的氧化铜。

说明书3,3‑二甲基丁醛的制备方法
本申请是2000年6月29日提交的中国专利申请200810005724.X的分案申请。中国专利申请200810005724.X是中国专利申请00809749.6（PCT/US00/17946）的分案申请。
发明背景
本发明涉及3,3‑二甲基丁醛的制备方法，更具体地涉及制备3,3‑二甲基丁醛及其前体的改进的方法。
Nofre等的美国专利5480668描述了人造甜味剂，其包含天冬甜素的N‑取代衍生物。Nofre所述的优选例子是N‑[N‑(3,3‑二甲基丁基)‑L‑α‑天冬氨酰基]‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯。该文献中还描述了该产品可以通过3,3‑二甲基丁醛与天冬甜素和还原剂例如氰基硼氢化钠在溶剂介质例如甲醇中反应来制备。
Nofre等的美国专利5510508和Prakash的美国专利5728862描述了通过还原烷基化反应来制备N‑[N‑(3,3‑二甲基丁基)‑L‑α‑天冬氨酰基]‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯，包括席夫碱的催化氢化反应，席夫碱通过3,3‑二甲基丁醛与天冬甜素的缩合反应来制备。
为了促进N‑[N‑(3,3‑二甲基丁基)‑L‑α‑天冬氨酰基]‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯的生产，在本领域需要一种改进和经济的制备3,3‑二甲基丁醛中间体的方法。目前，3,3‑二甲基丁醛可以从商业获得，但其量有限，且价格昂贵。目前可行的生产方法通常不能提供满意的收率，或不能生产具有足够纯度的基本不含副产物例如叔丁基乙酸的醛中间体。最近，已开发了改进的方法，但是仍然需要更令人满意的3,3‑二甲基丁醛的工业生产方法。
Prakash等的美国专利5856584描述了一种由3,3‑二甲基丁醇的氧化反应制备3,3‑二甲基丁醛的方法。在该方法中所用的氧化组分包括氧化金属氧化物或2,2,6,6‑四甲基‑1‑哌啶氧基自由基和氧化剂例如次氯酸钠。通过金属氧化物进行的氧化反应可以使3,3‑二甲基丁醇在含有惰性载体气体的气相中与氧化金属氧化物接触来进行。通过2,2,6,6‑四甲基‑1‑哌啶氧基自由基和次氯酸钠进行的氧化反应可以在溶剂体系中进行。
Slaugh的美国专利4891446描述了一种具有5‑20个、优选7‑18个碳原子的饱和伯醇的催化脱氢方法。使该醇通过在立式塔或水平管式反应器中的黄铜颗粒固定床。尽管氢气是反应的产物，但将额外的氢气引入反应器中以便得到良好的催化剂寿命或稳定性。具体的操作实施例是C9、C13和C15醇的脱氢反应。
Gulkova等在“在氧化锌‑氧化铬催化剂上的取代醇向醛的脱氢反应”，Collect.Czech.Chem.Commun.，第57卷，2215‑2226页(1992)中报告了通过在固体催化剂上进行脱氢由十六种伯醇得到相应的醛。所实验的基质是3，3‑二甲基丁醇。该文献报告了3，3‑二甲基丁醇基质的脱氢反应的特定速率常数信息，但并未描述该基质转化成3，3‑二甲基丁醛的特定条件。
Banthorpe等在“消除反应的机理，第XX部分，在双分子烯烃消除反应中的位阻应力的非本质性”，J.C.S.，1960，4084‑4087页中描述了3，3‑二甲基丁醇向3，3‑二甲基丁醛的脱氢反应，其中3，3‑二甲基丁醇被蒸入含有浮石载附的亚铬酸铜催化剂的垂直管中，并通过回流冷凝器收集。在反应40分钟后该催化剂被还原，并通过于320℃在空气流中暴露2小时来再生。
当3，3‑二甲基丁醛衍生自3，3‑二甲基丁醇时，提供满意的制备醛的工业方法时还要求选择和/或开发经济有效的制备醇的方法。
Hoffman等的美国专利3754052描述了异丁烯、乙烯与硫酸在异丁烷存在下反应制备在异丁烷中的3，3‑二甲基丁醇的硫酸酯。除去未反应的乙烯，并于≥25℃用异丁烷使硫酸酯烷基化以制备3，3‑二甲基丁烷。
Wiese的美国专利2660602描述了通过乙烯、烯烃共反应剂和硫酸制备支化的伯硫酸酯的方法，特别是包括3，3‑二甲基丁基氢硫酸酯的制备，其中烯烃共反应剂是异丁烯。该反应通过同时使强硫酸与乙烯和共反应剂接触、优选冷接触来进行。保持了乙烯对共反应剂的高比率。烃稀释剂优选存在于反应区中，特别是当使用低分子量共反应剂，即小于C12时。该文献公开了3，3‑二甲基丁基一氢硫酸酯水解成3，3‑二甲基丁醇，并进一步暗示制备该醇的乙酸酯，据述该酯用作清漆溶剂。Wiese等还建议通过邻苯二甲酸酐与支链醇的酯化反应制备邻苯二甲酸二辛酯增塑剂。
已描述了这样的反应，其中羧酸和酯被强还原剂例如常用的氢化铝锂还原成醇。这种反应必须小心操作，因为还原剂的反应性高。Journal of Organic Chemistry，第46卷(1981)，2579‑2581页公开了羧酸酰胺可以通过混合硼氢化钠和甲磺酸和二甲基硫醚(DMSO)而被还原成相应的胺。其中还公开了乙酸和苯基乙酸可以在相似的条件下被还原成相应的醇。但是，该文献未暗示将其它酸还原成相应的醇。硼氢化钠是常用的还原剂，且能较安全地操作，但一般不认为其适用于还原羧酸酯基团，因为其还原能力一般。
Journal of the American Chemical Society，第73卷，(1951)555页公开了1‑氯‑3，3‑二甲基丁烷与碳酸钾在密闭体系中水解，以65％收率生成3，3‑二甲基丁醇。由于在反应中产生二氧化碳，所以该方法需要在高压下操作以避免汽提出含水相。
发明概述
所以本发明的目的是提供一种制备3，3‑二甲基丁醛的方法；提供使用可行和价廉的原料来实施该方法；提供用于3，3‑二甲基丁醛的中间体的生产方法；提供在3，3‑二甲基丁醛和/或其中间体的制备中获得高收率的方法；提供制备3，3‑二甲基丁醇的方法；提供制备3，3‑二甲基丁醇的方法和其作为转化成3，3‑二甲基丁醛的基质的用途；提供制备3，3‑二甲基丁醇和在不需要实质上精制3，3‑二甲基丁醇的情况下将其转化成3，3‑二甲基丁醛的方法；提供制备3，3‑二甲基丁醛的方法，该方法不需要生成卤化物副产物或杂质；提供生产3，3‑二甲基丁醇和3，3‑二甲基丁醛的方法，该方法可通过可接受的投资和操作成本来实施；和提供生产3，3‑二甲基丁醛的方法和将其用于制备N‑[N‑(3，3‑二甲基丁基)‑L‑α‑天冬氨酰基]‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯(下文中称作“丙氨酸酯”)的用途。
所以简而言之，本发明涉及3，3‑二甲基丁醛的制备方法。3，3‑二甲基丁醇的酯通过使异丁烯、乙烯和无机酸反应来制备。该酯被水解以制备3，3‑二甲基丁醇；并将该醇转化成3，3‑二甲基丁醛。
本发明进一步涉及3，3‑二甲基丁醛的制备方法，包括使3，3‑二甲基丁醇与用于将醇脱氢成相应醛的催化剂接触，在任何催化剂再生反应的间歇之前，转化率至少为5摩尔二甲基丁醛/摩尔催化剂活性相。
本发明进一步包括3，3‑二甲基丁醇的制备方法，其中将含有3，3‑二甲基丁酯和无机酸的水解进料混合物在水的存在下加热，从而水解该酯并制备含有3，3‑二甲基丁醇的水解反应混合物。将由水解形成的3，3‑二甲基丁醇从水解反应混合物中蒸馏出来。
本发明进一步涉及3，3‑二甲基丁醛的制备方法，其中使含有3，3‑二甲基丁醇和惰性气体的气相与脱氢催化剂接触，以制备含有3，3‑二甲基丁醛的脱氢反应产物气体，在任何催化剂再生反应的间歇之前，转化率至少为5摩尔二甲基丁醛/摩尔催化剂活性相。从脱氢反应混合物中回收3，3‑二甲基丁醛。
本发明进一步涉及3，3‑二甲基丁醛的制备方法，其中制备含有颗粒脱氢催化剂和3，3‑二甲基丁醇的淤浆，和通过在该淤浆中的催化脱氢反应将3，3‑二甲基丁醇转化成3，3‑二甲基丁醛。制备了含有催化剂和3，3‑二甲基丁醛的脱氢反应产物淤浆。从脱氢反应产物淤浆中回收3，3‑二甲基丁醛。
本发明进一步包括3，3‑二甲基丁醛的制备方法，其中使3，3‑二甲基丁酸或其酯与还原剂接触，从而制备3，3‑二甲基丁醇。将3，3‑二甲基丁醇转化成3，3‑二甲基丁醛。
本发明还涉及一种3，3‑二甲基丁醛的制备方法，其中将选自1‑氯‑3，3‑二甲基丁烷和1‑溴‑3，3‑二甲基丁烷的基质进行水解以制备3，3‑二甲基丁醇。将3，3‑二甲基丁醇转化成3，3‑二甲基丁醛。
本发明还涉及一种3，3‑二甲基丁醛的制备方法，其中3，3‑二甲基丁醛如下制备：使1‑卤代‑3，3‑二甲基丁烷或1‑酰氧基‑3，3‑二甲基丁烷在碱的存在下进行水解；和将3，3‑二甲基丁醇转化成3，3‑二甲基丁醛。
本发明还涉及一种制备3，3‑二甲基丁醇的方法，其中1，2‑环氧基‑3，3‑二甲基丁烷氧化物被还原成3，3‑二甲基丁醇，和将3，3‑二甲基丁醇转化成3，3‑二甲基丁醛。
本发明还涉及一种制备3，3‑二甲基丁醛的方法，其中使叔丁基有机金属化合物与环氧乙烷反应形成3，3‑二甲基丁醇，和将3，3‑二甲基丁醇转化成3，3‑二甲基丁醛。
本发明进一步涉及一种制备3，3‑二甲基丁醛的方法，其中使3，3‑二甲基丁醇与用于将醇脱氢成相应醛的催化剂接触，该催化剂基本上对人体无毒。
其它目的和特征将是从以下描述表现出来。
附图简述
图1是在图中所示条件下进行的实施例2所述组合烷基化反应/酯化反应和水解反应的烷基化反应/酯化反应期间，3，3‑二甲基丁醇的总收率和基于硫酸、乙烯和异丁烯的收率与反应物添加时间的关系曲线；
图2是在图中所示其它固定条件下进行的实施例2所述组合烷基化反应/酯化反应和水解反应的烷基化反应/酯化反应期间，基于异丁烯、乙烯(已反应的)、乙烯(进料的)和硫酸的3，3‑二甲基丁醇收率与乙烯压力的关系曲线；
图3是在图中所示其它固定条件下进行的实施例2所述组合烷基化反应/酯化反应和水解反应的烷基化反应/酯化反应期间，在不同乙烯压力下，累积乙烯吸收量与时间的关系曲线；
图4是在实施例6所述的3，3‑二甲基丁醇进行固定床催化脱氢反应转化成3，3‑二甲基丁醛期间，选择性与时间的关系曲线；
图5是在实施例7的48小时脱氢实验期间，在3，3‑二甲基丁醇向3，3‑二甲基丁醛的催化脱氢反应中，3，3‑二甲基丁醛的含量、3，3‑二甲基丁醇的含量、转化率和选择性与时间的关系曲线；
图6是在实施例7的48小时实验操作期间，脱氢反应气体中的杂质含量与时间的关系曲线；
图7是本发明制备3，3‑二甲基丁醛的全过程的流程图；
图8是本发明连续制备3，3‑二甲基丁醇的全过程的实施方案的工艺设备和流程图；
图9是3，3‑二甲基丁醇向3，3‑二甲基丁醛的催化脱氢反应的实施方案的工艺设备和流程图；
图10是另一个催化脱氢反应的实施方案的工艺设备和流程图。
在这些图中，相应的参考符号表示相应的部件。
优选实施方案的描述
根据本发明，已开发了制备3，3‑二甲基丁醇、3，3‑二甲基丁醛和N‑[N‑(3，3‑二甲基丁基)‑L‑α‑天冬氨酰基]‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯(丙氨酸酯)的有利方法。
在包括制备3，3‑二甲基丁醇初始步骤的烷基化反应和酯化反应中，使异丁烯、乙烯和无机酸进行反应以制备含有3，3‑二甲基丁醇和无机酸的酯的混合物。例如，用硫酸作为无机酸，单酯和二酯通常按照以下反应来制备：

3，3‑二甲基丁基单酯和二酯进行水解以制备3，3‑二甲基丁醇，其中优选通过蒸馏从水解反应混合物中回收3，3‑二甲基丁醇：

通过催化脱氢反应将3，3‑二甲基丁醇转化成3，3‑二甲基丁醛：

任选地，在特定的本发明实施方案中，3，3‑二甲基丁醇可以在分子氧和用于使醛氧化脱氢的催化剂存在下被转化成3，3‑二甲基丁醛：

3，3‑二甲基丁醛用作制备N‑(3，3‑二甲基丁基)天冬甜素的原料，该天冬甜素是美国专利5480668所述的新甜味剂。
丙氨酸酯的制备可以通过天冬甜素的还原烷基化反应来进行，包括形成席夫碱：


和在‑C＝N‑双键上催化加氢，得到：

在制备3，3‑二甲基丁醇酯的过程中，将异丁烯在乙烯气氛下引入无机酸介质中。各种无机酸可以用于催化该反应并供应用于形成酯的阴离子。需要较强的酸，例如pKa不大于约0的酸。可用于该反应的酸是硫酸、发烟硫酸、亚硫酸和三氟甲磺酸和硝酸。或者，阳离子交换树脂可用于催化该反应，例如磺化树脂如由E.I.duPont de Memours&Co以“Nafion”商品名销售的树脂。硫酸是优选的。
在进行烷基化和酯化反应过程中，异丁烯和乙烯同时与无机酸在烷基化/酯化反应区内接触。在该反应区内，烯烃反应物被引入凝聚相反应介质中，该介质包含无机酸，并通常进一步包含非质子有机溶剂。所以，该反应体系通常是三相，包括酸相、溶剂相和主要含乙烯的气相。优选，反应物在较剧烈的搅拌下接触，以促进乙烯从气相转移到溶剂相，在溶剂和酸相之间形成实质上的界面接触，促进烯烃反应物向液相之间的界面转移，并促进产物酯从该界面转移到酸相内。虽然本发明方法不限于任何特定的理论，但认为在酸的存在下，叔丁基阳离子由异丁烯形成，并与乙烯和无机酸反应生成单酯，例如在硫酸的情况下：

一般来说，一部分单酯进一步与异丁烯和乙烯反应生成二酯：

乙基单酯、二乙基酯和混合的3，3‑二甲基丁基/乙基酯的形成可以与所需的酯中间体的形成进行竞争：


烷基化反应还可以制得各种具有内燃机燃料的分子量特征的支链烃副产物。
这种副产物的形成程度可以通过适当地控制反应条件来最小化，包括使无机酸介质与异丁烯和乙烯基本上同时接触。如果使乙烯与硫酸在不存在异丁烯下接触，则易于基本上形成乙基酯。如果使异丁烯与硫酸之间的接触在不存在乙烯下保持任何长时间，则可以形成异丁烯二聚体、聚合物和其它烷基化产物。
该反应可以在基本上任何温度下进行，但优选在冷的条件下进行以使所需酯产物的收率最大化和使“汽油”副产物的形成最小化。优选的反应温度是低于10℃，更优选低于约0℃。对于工业生产操作，反应温度最优选在约‑20℃至约0℃的范围内。已观察到几乎瞬时形成所需的酯产物。

因此，所需产物的收率可以通过在甚至更低温度例如‑20℃至‑40℃下操作而得到进一步提高，且在产量方面没有物质损失，但在后一范围内的温度下，收率方面的经济效益不仅仅补偿了制冷成本方面的经济损失。
为了使所需酯产物的收率最大化，反应介质的含水量优选保持在较低的水平下。反应速率还随着含水量而下降，尽管该反应在任何情况下的速度很快，以致对速率的影响不是显著的经济因素。为了达到使用硫酸的所需收率，加入反应区内的酸的强度优选是90‑100重量％，更优选是95‑100重量％，以有机游离酸为基准。可以需要甚至更高的酸强度，扩展到发烟硫酸的范围。较高的硫酸浓度不仅用于提供较高的产率，而且允许使用较价廉的Fe/Cr合金，或甚至碳钢，作为构成烷基化/酯化反应工艺设备的材料。或者，可以使用高级合金，例如Ni/Mo合金例如哈斯特洛伊耐蚀镍基合金(Hastelloy)B或HastelloyC‑276。在任何情况下，为了保证在终止情况下的给定最小酸强度，希望将较强的酸引入反应中，因为在酯化反应中共轭碱的消耗有效地导致酸的稀释。在除硫酸以外的酸用于该反应的情况下，优选对含水量进行相应的限制。
异丁烯可以以液态或气态形式引入烷基化/酯化反应区内，但优选以液体形式引入以使反应器制冷体系的热载荷最小化。乙烯通常作为气体引入；和乙烯压力在反应区内保持为约20psig(275千帕表压)至约200psig(1400千帕表压)之间，优选为约40psig(550千帕表压)至约140psig(965千帕表压)之间。如果乙烯压力显著低于约40psig，则可能导致过多地形成烃副产物，而当该压力高于140psig时，或特别是高于200psig时，乙基酯的形成程度增加。可以将异丁烯和乙烯引入反应器的顶部空间内或低于凝聚相混合物的表面之下。任选地，异丁烯和乙烯之一或两者可以以在有机溶剂中的溶液形式引入。或者可以将乙烯引入处于液态的反应区内和引入完全在含有两个凝聚相的体系中进行的反应中。
酯化/烷基化反应可以以间歇或连续方式进行。为了使低聚和副产物烃的形成最小化，异丁烯的浓度优选保持尽可能低。在间歇反应体系中，可以先向反应器中加入无机酸和溶剂，然后开始引入异丁烯，反应区基本上同时用乙烯加压。优选以约0.01‑0.5升每小时每升组合凝聚相混合物的受控速率来引入异丁烯。无论以何种方式引入异丁烯或其引入速率的大小，优选在反应期间保持硫酸对异丁烯摩尔过量，以便使异丁烯的低聚反应最小化。优选，在反应期间的所有时间，硫酸对异丁烯的摩尔比保持为至少约1，硫酸对引入反应区内的异丁烯的累积比率为约2‑1。硫酸的不适当过量可能导致形成过多的硫酸乙酯副产物。调节乙烯的引入量，以使乙烯压力保持在上述范围内。
反应体系优选进行剧烈搅拌，从而形成用于在界面上和/或界面之间进行传质的紧密界面接触。可以采用特别强烈的搅拌，因为酸相和液体有机相的密度有显著差异。为了提供所必需的界面接触和传质，本领域技术人员可以采用传统的混合方法，通过选择叶轮类型、旋转和倾斜速率、折流、内部盘管、浸渍管等来提供适当的几何形状、剪切和泵送效应。为了进一步促进相之间的传质，可以将相转移催化剂引入反应混合物中，例如四烷基铵的卤化物或氢氧化物、烷基磷翁卤化物、苄基三烷基卤化铵或苄基三烷基氢氧化铵。
或者，将异丁烯和无机酸的半间歇共添加体系同时加入间歇式反应器中，优选以受控的速率加入，同时在其中保持加压的乙烯气氛。异丁烯和酸的共添加倾向于使乙烯和酸的竞争性反应最小化。优选在开始共添加之前将溶剂和少部分无机酸加入反应器中。任选地，可以将溶剂与酸和异丁烯一起加入，在这种情况下可以将异丁烯和/或乙烯以在有机溶剂中的溶液形式加入。在另一个方案中，异丁烯和酸可以在乙烯压力下计量加入仅仅含有溶剂的初始进料中。因为该反应基本上瞬时进行，所以当完成加入凝聚相组分时，该批料基本上已完成。异丁烯和酸的受控共添加使未反应的异丁烯和乙烯对酸相的暴露程度最小，所以可以降低形成副产物的程度。在完成共添加之后，从烷基化/酯化反应器中取出反应物质，但反应产物尾料可以保留在反应器内以提供在随后批料的共添加阶段期间用于移除反应热的介质，如下所述。
根据共添加过程的改进，控制硫酸的添加速率，以便在完成加入异丁烯之前完成全部酸的添加。在本发明该实施方案的实施中，将溶剂和任选地将少部分酸，例如所需总酸量的1‑25％，先加入反应器中，然后施加乙烯压力，并以能在完成添加异丁烯之前完成添加酸的相对比率将剩余的酸和异丁烯计量加入反应器中。因此，例如可以将酸计量加入反应器内，其中酸对异丁烯的摩尔比为1.1‑2.5，优选约1.2‑1.7，从而在完成添加异丁烯之前1‑5小时内完成酸的添加。在添加酸和异丁烯期间使该反应混合物保持在强烈搅拌下。已观察到这种方案能提供显著的反应器有效载荷量和基于无机酸和异丁烯的较高收率。
无论异丁烯和酸的添加是何种方式，优选对在间歇反应器内加入的异丁烯和酸的累积进料量以及异丁烯和酸的瞬时浓度进行控制，以便提供最大的反应器有效载荷量以及所需硫酸酯中间体的满意的收率。如果异丁烯的浓度过高，则可能出现异丁烯的过度低聚，且收率将受损；如果异丁烯的浓度过低，则产量将受损。在间歇或半连续体系中，酸与异丁烯的累积比率优选为约0.5‑4，优选为约1‑2。
烷基化和酯化反应是基本上放热的。为了除去放热的热量，高压釜必须具有夹套和/或配备有内部冷却盘管。或者，或另外，凝聚相反应混合物可以在高压釜和外部热交换器之间循环。制冷的冷却介质例如盐水溶液或Syltherm通入夹套、盘管和/或外部热交换器的冷却剂流体侧。任选地，液化的制冷剂可以供入夹套、盘管或外部热交换器中以通过蒸发冷却除去反应热。在反应期间可以全部冷却来操作反应器，可以通过调节异丁烯引入反应区的速率来控制温度。在共添加中，异丁烯的添加速率可以根据温度来控制，和酸的添加速率与所检测的异丁烯添加速率匹配。优选，冷却系统的能力设计为允许较高的异丁烯引入速率，例如在上述范围内。该反应可以以在反应器内较低的溶剂相与酸相的体积比率来进行，从而使所需酯产物的有效载荷量最大，所述产物在酸相内累积，形成含无机酸和3，3‑二甲基丁基酯的富液。通常当富液的单酯和二酯总含量为约10‑90摩尔％、优选约30‑60摩尔％时，该批反应终止。
因为烷基化和酯化反应的速度快，所以该反应可以任选地在连续搅拌釜式反应器(“CSTR”)中进行。CSTR的结构基本上与间歇高压釜的结构相同，异丁烯和乙烯进料可以按照相同的基准来控制。以足以保持所需有机游离酸强度的速率引入硫酸。反应混合物可以例如从在外部热交换器内循环的反应产物流中回收，控制其速率以便保持在反应器中的恒定凝聚相水平。因为该转化基本上是瞬时的，所以基本上通过传热容量来控制产量。停留时间不是关键的，但反应器体积应该足以向反应混合物提供足够的所需传热容量和稳定的温度控制。
根据进一步的选择，烷基化和酯化反应可以在活塞流反应器中进行。各种常用形式的活塞流反应器可以用于进行该反应，其中提供常用的传热装置以便除去反应放热的热量并使温度保持在上述所需的范围内。
用于该反应的有机溶剂优选是具有中等挥发度的液体脂族或芳族烃，例如C5‑C18，它们与反应相容，即不会缩合、聚合或与乙烯、异丁烯或无机酸反应。溶剂用作吸收乙烯的介质，和作为异丁烯的溶剂，由此使两种烯烃与酸相以互相基本上相同的比率接触。该溶剂还用于从酸界面除去烷基化反应副产物，其中认为在所述界面上基本上发生所需的反应。优选烃溶剂是直链烃，而不是支化烃，以便使烷基化反应副产物的形成最小化。如上所述，该反应可以在间歇或半间歇体系中进行，其中使用溶剂与酸相的较低体积比率，例如该比率小于4∶1，优选小于约3∶1，更优选为约0.1‑2.5∶1。因为在该反应中形成的二烷基酯在脂族溶剂中具有较高的溶解度，所以溶剂与酸的比率优选保持尽可能低，以使反应器有效载荷量和收率最大化。
已进一步发现，基于乙烯的收率可以通过在反应已进行足以达到显著异丁烯转化率的时间之后终止引入乙烯来提高。例如，在包括在反应期间将硫酸和异丁烯共添加到反应区内的方法的实施方案中，可以在已向反应器中加入约50％、优选约70‑80％异丁烯之后显著减少或终止乙烯的引入，通常在已加入95％硫酸之前或之后约30分钟内，即在已开始加入酸和异丁烯之后2‑4小时内。在基本上终止添加乙烯后，乙烯压力随着在剩余反应循环期间乙烯的消耗而降低，从而当在完成反应之后使该反应器放空时使乙烯的损失量最小化。特别有利的收率可以如下实现：将异丁烯和硫酸添加的相对比率控制在整体平均异丁烯/酸摩尔比为约0.6‑0.75；将有机溶剂与硫酸的总重量比控制在小于约0.5；在2‑4小时内将硫酸加入反应器内，其中硫酸与异丁烯的比率如本文所述；在已加入95％硫酸之后30分钟内终止或显著减少乙烯的添加。
在本发明的另一个实施方案中，将溶剂加入反应器的步骤可以省去，更特别的是，不需从任何外部来源将溶剂引入反应器中。实际上，纯的异丁烯可以用作吸收乙烯的介质，和强烈的搅拌可足以保持在酸界面上异丁烯与乙烯的平衡比例。因为一定程度的烷基化在大多数反应条件下基本上不能避免，所以溶剂相可以在反应期间累积，而与初始加入的溶剂无关。
如上所述，含有烷基化/酯化反应混合物的酸相的富液通常含有约20‑50摩尔％的3，3‑二甲基丁基氢硫酸酯和硫酸二(3，3‑二甲基丁基)酯。如进一步所述，还可以存在少量各种副产物。在该反应中形成的无机酸酯中，最多50摩尔％、通常10‑30摩尔％是二酯，其余的是单酯；在这些酯中3，3‑二甲基丁基与乙基残基的总比率可以通常为约50∶1至约1∶1。另外，在有机基础上，富液可以通常含有约0‑10摩尔％的二(3，3‑二甲基丁基)醚和约0‑10摩尔％的二乙基醚。该富液的硫酸含量通常为约25‑75重量％，含水量最多为约4重量％，转换成有效酸强度在约65‑33重量％范围内。烷基化/酯化反应混合物的有机相可以含有各种烃副产物，包括异丁烯二聚体、烯烃低聚物和聚合物，和“汽油”范围的烃烷基化产物。在反应结束时，从反应区取出反应产物混合物，通过重力作用方便地分离酸和混合物的有机相。
如果提供清除杂质和副产物的手段，该溶剂优选进行循环。例如，全部或一部分溶剂相可以持续地或定期地蒸馏，或溶剂相清除馏分从该过程以一部分量除去，从而能有效地将循环的杂质和副产物控制在可接受的水平上。需要时，在蒸馏之前，溶剂相可以与碱溶液接触以从有机相中除去和回收任何残余的3，3‑二甲基丁基氢硫酸酯和硫酸二(3，3‑二甲基丁基)酯，和硫酸3，3‑二甲基丁基乙基酯。
3，3‑二甲基丁基酯的水解优选在烷基化/酯化反应后尽可能快地进行。酸相富液被转移到水解反应区内，在那里与水接触以将3，3‑二甲基丁基氢硫酸酯、硫酸二(3，3‑二甲基丁基)酯和硫酸3，3‑二甲基丁基乙基酯水解成3，3‑二甲基丁醇。该水解可以在添加碱或不添加碱下通过只用水稀释富液并加热经稀释的混合物来进行。通常所加入的水体积可以大约与所述富液的体积相同，或者水与该富液的体积比率更通常为约0.5‑4，从而提供含有约5‑70重量％硫酸3，3‑二甲基丁基酯、约0‑40重量％硫酸二(3，3‑二甲基丁基)酯、约0‑20重量％硫酸3，3二甲基丁基乙基酯、约10‑60重量％硫酸和约20‑65重量％水的水解进料混合物，相当于稀释的硫酸强度为约13‑75重量％，以有机游离酸为基准，且水与硫酸单和二(3，3‑二甲基丁基)酯的重量比为约15‑0.25。在添加水的过程中，通过将稀释的热量转移到制冷剂或经冷却的冷却流体而使富液优选保持在不超过100℃的温度下，更优选低于约50℃，最优选低于25℃。
将经稀释的混合物加热到至少约75℃的温度，优选为约90‑120℃，加热时间为约0.5‑12小时，更优选为约1‑4小时。随着水解的进行，出现相分离，得到下层的废酸相和上层的含有所需3，3‑二甲基丁醇产物的有机水解物相。可以通过蒸馏或液/液萃取从有机水解物相中回收该产物。已发现在有机相中残余的酸对蒸馏不利。在间歇方法中，优选通过加入碱来中和该残余的酸，例如用碱金属氢氧化物或碳酸盐的0.05‑2N溶液洗涤有机层。或者，可以加入碱土金属氧化物或氢氧化物，从而以酸沉淀物的形式除去过量的酸度，例如石膏或硫酸镁。有机相的蒸馏优选减压进行，例如50‑200托，和蒸馏塔温度为约80‑150℃。得到两种主要的馏分，第一种主要是有机溶剂，且只含有痕量的3，3‑二甲基丁醇。第二种馏分基本上是3，3‑二甲基丁醇，以及不超过可忽略浓度的＞C6醇副产物。在蒸馏塔内仅仅保留少量残渣。
可以从该工艺中清除水解反应混合物的废酸相。或者，可以进行下述废酸回收工艺。可以通过溶剂萃取从酸相中回收任何残余的3，3‑二甲基丁醇，然后通过蒸馏从萃取液回收3，3‑二甲基丁醇。
尽管上述水解步骤能有效地制备3，3‑二甲基丁醇，但在水解期间可能形成各种不希望的副产物，包括例如乙醇、二(3，3‑二甲基丁基)醚、二乙基醚和混合的醚。另外，水解是一种平衡反应，不能在高浓度醇的存在下进行。为了使不希望的副产物最少和得到3，3‑二甲基丁醇的最大产率，水解优选通过反应性蒸馏来进行，其中所需的醇产物在生成时就从反应混合物中蒸馏出来。用于反应性蒸馏的水解进料混合物通过用水稀释在烷基化/酯化反应混合物中得到的酸相富液来提供，稀释比率通常在上述相同的范围内，但在任何足以形成3，3‑二甲基丁醇和水的共沸物的情况下。塔顶压力不是关键的，但蒸馏优选在大气压或低于大气压下进行，其中得到基本含有3，3‑二甲基丁醇的共沸物。在蒸馏塔或再沸器中加热水解进料混合物使得将3，3‑二甲基丁基氢硫酸酯、硫酸二(3，3‑二甲基丁基)酯和硫酸3，3‑二甲基丁基乙基酯水解成3，3‑二甲基丁醇，和以顶部蒸气的形式除去水/3，3‑二甲基丁醇的共沸物。在常压蒸馏中，轻质产物可以在低于约90℃的温度下除去，然后富含3，3‑二甲基丁醇的共沸物在约90‑99℃范围内的温度下蒸馏。尽管希望进行一部分精馏，但仅仅显示出中等回流和一部分塔板；和如果必要的话，共沸物可以通过直接蒸馏来回收。
当蒸馏温度达到100℃时，塔顶蒸气基本上仅仅为水，并终止蒸馏。塔底产物含有废酸相和渣油。两者都可以丢弃；或进行废酸回收操作。回收的酸可以循环到烷基化/酯化反应步骤。油相可以用作废酸燃烧的燃料来源。
在冷凝时，来自反应性蒸馏的富含3，3‑二甲基丁醇的共沸物馏分形成两相混合物，其上层包含至少约75重量％、通常约80‑90重量％3，3‑二甲基丁醇，和通常含有约4‑8％水与一些乙醇、二乙基醚和二(3，3‑二甲基丁基)醚。下层的含水相含有小于2重量％、通常小于约1重量％的所需3，3‑二甲基丁醇产物和一些乙醇，并可以从工艺中清除。在有机基础上，上层相可以含有≥90重量％的3，3‑二甲基丁醇和≤10重量％的高沸点物例如＞C6醇或残余的酯。所以，不需要进一步精制，上层相可以直接用于制备3，3‑二甲基丁醛。或者，上层相可以进行进一步的蒸馏，通常在真空下进行，以将3，3‑二甲基丁醇中间体产物的收率提高到大于98重量％，而高沸点物含量≤2重量％。
反应性蒸馏得到摩尔收率大于50％、通常为70‑90％的3，3‑二甲基丁醇，以富液中3，3‑二甲基丁醇的单酯和二酯总量为基准。因为3，3‑二甲基丁醇酯的水解将无机酸释放到反应混合物中，从而逐步增加了无机酸的浓度，所以可以在水解期间向反应混合物中加入碱以中和过量的酸度。这可以通过随着酸度的增加，向反应物中加入苛性钠或碱金属碳酸盐溶液来实现。任选地，可以加入氧化钙、氧化镁、氢氧化钙或氢氧化镁，从而通过沉淀固体硫酸钙或硫酸镁盐来除去过量的酸度。
当从烷基化/酯化反应得到的富液在反应性蒸馏之前基本上被碱中和时，可以用少量水进行反应性蒸馏，水的量仅仅能进行水解和生成共沸物。通过冷凝该共沸物、从冷凝物中分离出含水相和将含水相回流到塔中，可以保持足以进行水解和共沸蒸馏的水量。例如，代替上述0.5‑2.0的稀释比例，富液可以用仅在约0.1‑0.5范围内的水稀释。在用水进行的反应性蒸馏中已观察到有利的结果，其中水/富液的中间比例是约0.3‑0.7。基本上中和游离酸能防止可能由于不充分稀释所导致的产物降解。
反应性蒸馏可以以间歇、半间歇或连续方式进行。在连续方法中，富液被连续地引入包括水解反应区的蒸馏塔中。用于3，3‑二甲基丁醇的反应和蒸馏的热量由该塔的再沸器连续供应。塔底产物通过再沸器循环，以供应用于反应和蒸馏的热量。根据槽液面控制器的响应，将废酸在与净生产速率相等的速率下从反应区连续地取出并从塔底排出。连续地取出和冷凝塔顶蒸气以回收3，3‑二甲基丁醇。轻质产物可以从洗涤过的和/或燃烧过的冷凝器排出。在连续分离器中将冷凝物分离成3，3‑二甲基丁醇相和含水相，在该分离器中连续地滗析3，3‑二甲基丁醇相和连续地排出含水相。将含水相排至回流分流器中，在那里将其分成回流流和前进流。在间歇反应性蒸馏中，富液被引入蒸馏塔中。可以在间歇方法开始时加入水，或随着间歇方法的进行，连续地或间断地加入水。分离塔顶冷凝物，优选将含水相回流以协助分离和促进水解。需要时，可以将新鲜水引入顶部塔板或其它塔板上。或者，可以将硫酸酯加入装有热水和在水解时作为共沸物蒸出的3，3‑二甲基丁醇的容器中。
在本发明的另一个实施方案中，3，3‑二甲基丁醇的酸酯，例如硫酸二(3，3‑二甲基丁基)酯或3，3‑二甲基丁基氢硫酸酯通过与碱的水溶液或分散液接触来进行水解，碱例如氢氧化钠、氢氧化钾、碳酸钠、碳酸钾、氧化钙、氧化镁、氢氧化钙或氢氧化镁。相对于用于中和在烷基化/酯化反应混合物中的游离酸和在水解中释放出的酸所需的量而言，碱的用量可以过量，以便达到足以促进水解的pH值。
进一步根据本发明，3，3‑二甲基丁醇可以通过催化脱氢被转化成3，3‑二甲基丁醛。例如，合适的用于脱氢反应的催化剂可以任选地就地制备，其中使3，3‑二甲基丁醇与化学计算量的氧化试剂接触，氧化试剂包括金属氧化物例如氧化铜、氧化亚铜或Cu(I)和Cu(II)氧化物的混合物。3，3‑二甲基丁醇与金属氧化物催化剂的接触导致通过在化学计量氧化还原反应中的氧化脱氢反应使3，3‑二甲基丁醇被转化成3，3‑二甲基丁醛，同时将金属氧化物氧化剂还原成包括活性相的还原形式，其能进行醇向醛的进一步厌氧脱氢反应。然后，在尽可能少的间歇的情况下，可以继续使3，3‑二甲基丁醇与催化剂接触，以继续生产3，3‑二甲基丁醛。
用于催化脱氢的其它催化剂包括银、金、铂、钯和Pt/Sn合金Cu/Zn。为了扩大催化剂活性相的活性表面积，催化剂可以载附在常用的催化剂载体上，例如碳、氧化铝、二氧化硅、二氧化硅和氧化铝的混合物、氧化钛、氧化锆、沸石、硅藻土、重晶石、受控多孔玻璃(“CPG”)等。Ru、Cu、Pt或Pd的配位化合物也是有效的。
基本上任何用于将醇脱氢转化成醛的催化剂都可以用于本方法。它们可以是例如Cu‑ZnO、Ag‑Cu、ZnO、钼酸钴(II)、五氧化钒、Ni、Ir、Ru、Re、Co、Zr等。还可以参见Augustine，“HeterogeneousCatalysts for the Synthetic Chemist”，Marcel Dekker，Inc.，1996，430‑472页。可用于脱氢反应的其它公开的催化剂可以是阮内镍、硼化镍、PtO2、Cu‑CrO、Pd/C、Pd黑、Pd/重晶石、Ir/C、FeCl3‑掺杂的Ru/C、Ru‑Sn、硼化钴、Co/氧化铝、Co‑Zr/氧化铝、阮内钴、Ag‑Fe、Ag‑Zn、预还原的Re2O7、Pt/C、Pt/尼龙、Re/CPG、亚铬酸铜等。
在3，3‑二甲基丁醇要用作药物或食品的中间体例如丙氨酸酯的情况下，优选选择基本上无毒的催化剂。能有效地反应且基本上无毒的催化剂包括金属铜、氧化铜和还原的氧化铜，以及Ca‑ZnO、Co、V、Ni、Ir、Ru、Re等。优选避免使用含铬的催化剂。
短时化学计量氧化反应是放热的，所以必须提供适宜的手段来除去反应热。优选，化学计量氧化反应在约150‑350℃温度下进行。化学计量氧化反应可以在淤浆反应体系中进行，其中金属氧化物催化剂先悬浮在处于搅拌下的3，3‑二甲基丁醇反应物介质中，任选地包括高沸点惰性溶剂，例如二(3，3‑二甲基丁基)醚，或气相3，3‑二甲基丁醇可以经过金属氧化物的固定或流化床并在其中被转化成3，3‑二甲基丁醛。因为该方法的此阶段的作用仅仅是制备催化剂，所以在液相体系中催化剂淤浆的浓度或醇在溶剂中的浓度，或固定床或流化床气相体系的空速或其它参数不是关键的。
在用于本发明脱氢反应的淤浆反应体系中，颗粒催化剂例如金属铜在液体脱氢反应介质中被淤浆化，该介质含有纯3，3‑二甲基丁醇或3，3‑二甲基丁醇在合适溶剂中的溶液，溶剂例如醚，如二苯醚。颗粒催化剂在液体反应介质中以至少约1重量％、优选约5‑20重量％的比例被淤浆化，以3，3‑二甲基丁醇的进料量为基准。脱氢反应在至少约100℃的温度下进行足以反应的时间，通常为约100‑400℃，优选至少约200℃，更优选为约275‑350℃，反应时间通常为100小时或更长。因为脱氢反应是吸热的，所以优选通过使物流或其它加热介质流经反应器夹套或反应器内的盘管而将温度控制在所需的水平。总压力优选尽可能地低，更优选在反应温度下比液体反应介质的蒸气压高出不大于约100psi(690kPa)，更优选不大于100psi。优选将惰性气体喷入反应液体中以协助置换其中的氢气。氢气分压优选低于100psig。希望存在少量比例的水，以通过促进从催化剂活性点除去反应产物来提高催化剂的活性。水的存在还可以略微提高对于3，3‑二甲基丁醛反应的选择性。在完成该反应之后，通过过滤从反应混合物中分离出催化剂，并从溶剂中汽提出3，3‑二甲基丁醛产物。经过滤回收的催化剂可以循环用于随后的脱氢批料。
液相脱氢反应可以以反应性蒸馏方式操作，以取出产物3，3‑二甲基丁醛。通过从反应混合物中除去氢气和产物醛，反应性蒸馏能有效地促进平衡反应的进程。尽管反应性蒸馏能有效地取出产物3，3‑二甲基丁醛，但是应该保持较高的总压，以便使3，3‑二甲基丁醇的汽提最小化。可以允许较低的压力，但是需要从排出的氢气流中冷凝3，3‑二甲基丁醇，并将其回流至反应器中，从而增加了吸热反应体系的热量需求。
尽管液相淤浆化催化剂脱氢反应能有效地制备3，3‑二甲基丁醛，但是优选该反应在固定或流化催化剂床上在气相中进行，其中该催化剂床包括管状或颗粒脱氢催化剂。在优选的脱氢方法中，所提供的进料流含有在载体气体中的至少约0.5体积％3，3‑二甲基丁醇，优选约1‑25体积％，更优选约2.5‑10体积％，载体气体例如氦气、氮气、二氧化碳、蒸汽或其混合物。任选地，进料气体稀释剂可以仅仅或主要由蒸汽组成。3，3‑二甲基丁醇的浓度可以高于上述范围，但需要较高的温度来建立有利的反应平衡，所以在高浓度下的转化率被吸热冷却所限制。在一定程度上，可以通过在比有利平衡所需温度更高的温度例如500℃下将进料流引入反应器中，来补偿吸热冷却，在这种情况下可以绝热操作该反应器。但是，高的进料气体温度可能引起烧结或对催化剂的其它不利影响。但是，在接近优选的250‑375℃操作范围的上限温度下引入进料气体在任何情况下是希望的，以便在反应区的最大部分中将该温度保持在该范围内。惰性气体用作热保护层以协助保持所需的温度。脱氢进料流经过脱氢反应区，该反应区包括含催化剂体的固定或流化床，其中催化剂体包括具有脱氢催化剂的活性相。气相优选基本上没有分子氧。该反应优选在至少约200℃的温度下进行，更优选约250‑375℃，最优选约275‑345℃。在后一范围的上限部分的温度例如305‑330℃提供更有利的平衡，但在该范围的下限部分的温度例如275‑295℃使得在较长的催化剂寿命期内保持催化剂活性。为了抑制形成醚和烯烃副产物，可以将进料气体中的蒸汽引入脱氢反应器中。在上述范围内的较高温度提供可逆脱氢反应的较高平衡常数，从而有利于向3，3‑二甲基丁醛的高转化率。总压力保持在不超过约100psig(690kPa)，优选为约0psig(0 kPa)至约25psig(170kPa)，氢气分压保持为小于约100psig(690kPa)，优选为约5psig(35kPa)至约20psig(140kPa)。反应平衡和选择性都随着压力的降低而变得有利，但通常优选至少在大气压下操作，以便使催化剂床中的速度和压力的下降最小化，和防止空气泄漏入含氢气的反应产物流中。
优选，催化剂体含有载附在惰性载体上的金属氧化物活性相。
反应器在至少约0.25秒‑1的空速下操作，优选约0.5‑2秒‑1，线性速率为约0.2‑5英尺/秒，优选约0.8‑2.5英尺/秒。优选的催化剂的活性和选择性是足够的，以使催化剂床的体积足以通过单路径转化成至少约50％、优选约80‑100％的3，3‑二甲基丁醛。在上述空速范围内的这种转化过程所需的停留时间仅仅是约0.1‑10秒。来自脱氢反应区的反应气体通常含有约50‑98体积％的3，3‑二甲基丁醛和约50‑2体积％的3，3‑二甲基丁醇，其比例为至少约1，更通常为约4‑49摩尔3，3‑二甲基丁醛/摩尔3，3‑二甲基丁醇。当使用金属铜或其它优选的催化剂时，可以在连续操作超过30天的时间内保持转化率大于50％，且不需要再生催化剂。
尽管优选的催化剂的活性足以在很短的停留时间内达到基本上定量的转化率，但是已发现在催化剂用量和催化剂失活速率之间的非线性关系。催化剂用量恰好足以提供在先开始的几小时操作时间内的平衡转化，已观察到这种催化剂在反应开始后几乎立即相当快速地失活。但是，用量显著大于达到平衡所需最小值的催化剂非常慢地失活，从而与催化剂额外加入量不成比例地使催化剂寿命延长。如下面的操作实施例所述，该结果转换成在上述优选范围下限部分的最优选空速，即低于2.0秒‑1，例如约1.0‑1.5秒‑1。因为催化剂性能主要与3，3‑二甲基丁醇的流速有关，而不是与总流速有关，所以流经反应器的总流速主要由温度控制和压降的竞争性考虑来确定；但是在任何情况下，在进料气体中3，3‑二甲基丁醇的空速和体积分数最优选控制为约0.05‑0.08(毫升醇)(毫升进料气体‑秒)‑1。
虽然高的催化剂装载量提供催化剂寿命方面的特殊益处，但是这也导致在反应开始阶段期间较差的选择性。已发现，早期选择性可以如下提高：先开始在较低温度下操作，例如在催化剂阶段期间为240‑270℃，然后在所需的温度值下操作以达到最佳的转化率，优选约275‑345℃。所述阶段期间足够长，以使在该反应开始后约90分钟达到3，3‑二甲基丁醇的收率至少为85％，优选至少约88％，更优选至少约90％，直至达到转化率为至少5摩尔3，3‑二甲基丁醛/摩尔催化剂活性相。所需的阶段时间通常为1‑4小时。在度过开始的任何短时效应后，在较高催化剂装载量下的选择性略微好于在较低催化剂装载量下的选择性。
如上所述，厌氧脱氢反应是吸热性的。因此，必须或希望基本上用惰性气体稀释醇反应物，如上所述。惰性气体用作热源，其使反应器内温度的降低程度最小，使得从反应器入口至反应器出口的平衡系数的变化尽可能小；和所述惰性气体还用作稀释剂，其能提高在给定反应温度下的平衡转化率。还可以希望将补充热量引入反应器体系中，通过表面传热或通过在反应气体经过催化脱氢反应区路线的离散点处引入热惰性气体来对气体进行再次加热。例如，反应可以在固定床中进行，该固定床布置在多个系列阶段内，并处于这样的反应器中，其具有基本上不含催化剂的室，所述室处于反应气体流经反应器方向的一对连续的所述阶段之间。向所述阶段之间的室提供热气体，从而对从紧邻该室上游的阶段进入所述室的反应气体进行再次加热。反应器通常可以含有两个或多个催化剂阶段和多个这种阶段之间的基本上不含催化剂的室，每个所述室位于一对连续的催化剂阶段之间。可以向每个所述阶段之间的室供应热惰性气体，以便对从紧邻所述室上游的阶段进入所述室的反应气体进行再次加热。或者，进料气体可以被加热到足以使反应在绝热条件下达到上述转化率的温度。
或者，脱氢催化剂可以填充在管壳式热交换器的管内。具有上述组成的进料气体可以以任何便利的方式预热到足以进行脱氢反应的温度。传热流体例如熔盐浴经过换热器的壳侧，以向反应供应热量并使气体温度保持在对反应平衡有利的范围内，例如200‑400℃。或者，反应管可以浸没入砂浴中，砂浴又通过与由燃烧烃燃料得到的烟道气接触或通过电加热而被直接加热。在另一个方案中。可以沿着反应流动路径的间歇点将烟道气注入工艺气流中，以便将反应气体保持在所需的温度下。如上所述，绝热操作是另一个选择，但是转化率受到在最终反应温度时的吸热冷却作用的限制，即使进料气体温度太高以致可能导致对在催化剂床上游部分的催化剂的损害。
脱氢反应产物气体被冷却以冷凝3，3‑二甲基丁醛产物和任何未反应的3，3‑二甲基丁醇。通常希望冷却至约‑25℃至约0℃，优选约‑18℃至约‑8℃，以便以良好的收率回收3，3‑二甲基丁醛。任选地，产物气体可以被压缩至例如约10‑1000psig，以便允许在高温下冷凝。然后冷凝物可以进行蒸馏以从中间体3，3‑二甲基丁醇中分离产物3，3‑二甲基丁醛。根据进一步的选择，反应产物气体可以经过一个分冷凝器以除去3，3‑二甲基丁醇，然后经过总冷凝器。从上述两个冷凝器之一或两者得到的冷凝物然后进行蒸馏以精制3，3‑二甲基丁醛产物。用于精制3，3‑二甲基丁醛的蒸馏可以以间歇或连续方式进行。可以得到98％的3，3‑二甲基丁醛馏分。
尽管在一些情况下希望对反应产物冷凝物进行提纯，但是一般不是必要的。与各种现有技术中制备3，3‑二甲基丁醛方法得到的产物不同，根据上述本发明方法制得的醛基本上不含对用于合成丙氨酸酯的还原烷基化反应产生显著不利影响的杂质。更具体地说，在有机化学基础上，该冷凝物含有小于1重量％的相应酸(叔丁基乙酸)。当通过在自由基氧化剂存在下进行化学计量氧化反应来制备3，3‑二甲基丁醛时，通过蒸馏提纯反应产物形成了醇水共沸物和醛/水共沸物，这两种共沸物都难以除去。通过避免提纯，本发明方法避免了需要处理这些共沸物的问题。
根据另一个方案，来自脱氢反应器的反应气体可以与用于3，3‑二甲基丁醛的吸收剂接触。例如，所述气体可以与在吸收器中的液体吸收剂流呈反向流动，吸收器例如含有装置如环、架板或其它用于促进从气体向液相传质3，3‑二甲基丁醛的填充材料的塔。3，3‑二甲基丁醛在吸收剂中的溶液从塔底流出。用于本发明实施方案的吸收剂包括有机溶剂，例如甲醇、乙酸乙酯、四氢呋喃、或甲基异丁基酮。3，3‑二甲基丁醛可以从富含吸收剂的物流中汽提出来，例如在真空下或通过引入活性物流进行。或者，醛的有机溶液可以原样引入用于生产丙氨酸酯或其它3，3‑二甲基丁醇可用作中间体的产品的方法中。
在另一个实施方案中，3，3‑二甲基丁醛和任何未反应的3，3‑二甲基丁醇可以从脱氢反应气流中通过在水中骤冷来冷凝，例如通过使气流与含水骤冷流在填充或塔板塔中呈反向流动，或通过将该气体引入含水骤冷浴的表面以下。然后，使3，3‑二甲基丁醛从含水骤冷介质中分离出来；然后有机产物相可以通过结晶或蒸馏来提纯，或在丙氨酸酯的生产中直接使用。
在本发明方法中，已发现，用于3，3‑二甲基丁醇脱氢反应的催化剂在比现有技术中所述那些更长的操作期间具有显著更高的活性。在这种延长的操作时间内，产量和收率保持基本上稳定。5、10、15或更多摩尔3，3‑二甲基丁醛/摩尔催化剂活性相的转化率可以在没有催化剂再生反应的间歇的情况下达到。此外，每个这种转化率可以在催化剂操作期间所达到的初始或最大收率的至少80％，更通常为90％、95％或98％收率下实现。此处所述的“转化”指所得的产物摩尔数/催化剂活性相的总摩尔数，与活性相中活性点的实际数目或密度无关。在催化剂结构具有多于一相例如载附在惰性载体上的金属或金属氧化物的情况下，“催化剂活性相”只是指含有进行或引发反应的活性点的相。
当在氢气可用于还原氢受体的部位进行厌氧脱氢反应的情况下，可以在氢受体的存在下进行脱氢反应，从而有效地利用氢气，可以就地使用，和在可能对该目的不利的条件下，例如在较低的温度、3，3‑二甲基丁醇的高浓度或高压下，潜在地推动平衡反应按照所需的方向进行。例如，可以在200‑250℃范围内的温度下和/或3，3‑二甲基丁醇的浓度超过50摩尔％下定量地推动反应的进行。如果3，3‑二甲基丁醇向3，3‑二甲基丁醛的转化全部在液相中进行，则该反应可以由用作氢受体的气相来促进，或者相反。典型的氢受体包括酮、醛(除所需产物以外)或烯烃。
尽管优选通过上述厌氧脱氢反应将3，3‑二甲基丁醇转化成3，3‑二甲基丁醛，但也可以使用其它方法来进行该转化。例如，该反应可以根据与上述厌氧脱氢反应相应的工艺流程通过需氧脱氢反应进行。氧化脱氢反应是不可逆的放热反应。根据该另一方法，3，3‑二甲基丁醇和含氧气体的气相混合物可以经过固定床或流化催化剂床，或含氧气体可以引入催化剂在含有3，3‑二甲基丁醇的液相中的淤浆中。在气相反应体系中，进料气体优选含有比例为约1‑20体积％、优选约5‑10体积％的氧气和比例为约5‑10体积％的3，3‑二甲基丁醇。在需氧方法中，脱氢反应以氧化方式进行，形成水作为该反应的副产物，而不是氢气。用于氧化脱氢的催化剂包括金属氧化物，例如氧化铜、氧化锌或氧化铜/氧化锌混合物。在氧化脱氢中，认为金属氧化物参与了与3，3‑二甲基丁醇基质的氧化还原反应，形成3，3‑二甲基丁醛和水，同时将金属氧化物还原成金属或其它还原态，如在上述化学计量反应中所述。与来自气流的氧气的再氧化反应恢复了催化剂对氧化脱氢反应的活性。以这种方式，需氧催化方法与化学计量方法的不同之处在于，在化学计量方法中氧化剂在反应中被消耗，而如果需要再生，则要另外进行再生。氧化脱氢反应是高度放热的反应，优选在约150‑250℃下进行，即略低于厌氧脱氢反应的最佳温度。由于存在过度氧化成3，3‑二甲基丁酸的趋势，氧化脱氢反应可能不会提供由厌氧方法所提供的收率。另一方面，该反应的放热本质不仅使需氧方法在较低的温度下操作，而且在较高的3，3‑二甲基丁醇浓度、即超过50摩尔％下操作，但没有不利的平衡作用。
有利的是，氧化反应可以在管式反应体系中进行，该体系包括管壳式换热器的管。将含有3，3‑二甲基丁醇和氧气的进料气体引入管中，在这些管中装有适用于该反应的催化剂。加热流体例如熔盐循环通过换热器的壳侧，以除去反应热。或者，反应气体的温度可以按照任何上述用于厌氧脱氢的策略来保持。因此，该反应体系与上述用于厌氧脱氢的其它体系之一相应，但熔盐浴或流化砂浴用作冷却介质而不是加热介质。通过上述冷凝或吸收从反应气体中回收3，3‑二甲基丁醛。任选地，反应气体可以在冷凝或吸收之前进行压缩。所需3，3‑二甲基丁醛产物的分离通过蒸馏冷凝物或从富含吸收剂的溶液中汽提来得到，如下所述。
在本发明的另一个实施方案中，3，3‑二甲基丁醇的制备是先通过按照J.Org.Chem.，第46卷，1981，2579‑2581页所述方法还原3，3‑二甲基丁酸以制备乙醇和苯基乙醇，通过J.Am.Chem.Soc.，第73卷，555页所述方法来水解1‑卤代‑3，3‑二甲基丁烷，或通过Neftelehimiyn，19，762‑766页(1979)所述方法将环氧化物转化成醇。在3，3‑二甲基丁酸的还原过程中，碱金属硼氢化物用作优选的还原剂。或者，3，3‑二甲基丁酸可以通过催化加氢被还原成3，3‑二甲基丁醇。
3，3‑二甲基丁酸可以按照Synthesis，1985，493‑495页所述方法来制备，其中偏二氯乙烯与叔丁醇在硫酸中反应，然后进行水解。醇解生成醇和3，3‑二甲基丁酸的酯，其可以被还原成3，3‑二甲基丁醇。脂肪醇可以从该酯通过在高压和高温下加氢反应来制备。参见“Oilsand Fats Manual”，Lavoisier Publishing，1996年，1083‑1084页。酸的氢化反应是制备3，3‑二甲基丁醇的有利路线，因为其通常是高效的，且不必要需要溶剂。用于3，3‑二甲基丁酸的非催化还原剂包括氢化铝锂和硼氢化钠。
1‑卤代‑3，3‑二甲基丁烷的水解可以在碱的存在下在高于约200℃、优选约200‑250℃的温度下进行。中强碱例如碱金属碳酸盐对该反应是有效的，但倾向于产生很高的压力，这是由于释放出二氧化碳。所以，优选族II金属的氧化物例如氧化锌可以用于促进水解。或者，可以使用有机酸的碱金属盐，例如乙酸钾，从而制备3，3‑二甲基丁醇和酸的酯，其可以在氢氧化钠或氢氧化钾的存在下被水解成3，3‑二甲基丁醇。
根据另一个方案，1，2‑环氧基‑3，3‑二甲基丁烷可以通过3，3‑二甲基丁烯的环氧化反应而形成，其中使用碱金属次卤酸盐，例如次氯酸钠或二甲基二环氧乙烷。在铂金属或过渡金属催化剂例如Pt、Pd或Ni存在下，环氧化物的氢化反应得到3，3‑二甲基丁醇和3，3‑二甲基‑2‑丁醇的混合物，在最佳条件下比例为8∶2。在氢化反应的过程中，将1，2‑环氧基‑3，3‑二甲基丁烷的溶液加入高压釜内，溶剂例如烷烃，如己烷或庚烷，或低级醇如甲醇或乙醇，酯如乙酸甲酯或乙酸乙酯，或醚如四氢呋喃。催化剂例如阮内镍，其比例为约0.5‑1克/毫升3，3‑二甲基丁烯氧化物，或Pd/C，其比例为约0.001‑0.1克Pd/毫升3，3‑二甲基丁烯氧化物，将该催化剂在所加入的溶液中淤浆化。该反应在剧烈搅拌下在约50‑200℃的温度下进行，优选约90‑160℃的温度，氢气压力为约50‑3000psig，优选为约100‑1000psig。
在另一种方法中，有机金属试剂例如叔丁基格氏试剂或叔丁基锂与环氧乙烷在低温下反应，得到3，3‑二甲基丁醇。优选，该反应在反应物的溶剂中进行，溶剂例如是二乙基醚、戊烷、庚烷、叔丁基甲基醚、甲苯或四氢呋喃。因为有机金属试剂对湿度和氧气敏感，所以该反应在惰性气氛例如氦气、氩气或氮气下进行。该反应应该在低温下进行，例如约‑100℃至约‑50℃。在适宜的反应时间例如30分钟至3小时之后，使反应溶液加热至室温，并用无机酸例如硫酸骤冷。然后分离含水相和有机相，用溶剂萃取含水层，以回收残余的醇产物。组合的有机层可以然后用水洗涤，并用干燥剂例如硫酸镁干燥。除去溶剂，蒸馏残余物，得到3，3‑二甲基丁醇产物。
虽然所有上述制备3，3‑二甲基丁醇的方法可以用于本发明制备3，3‑二甲基丁醛和丙氨酸酯的方法中，但是3，3‑二甲基丁醇优选通过上述乙烯、异丁烯和无机酸的烷基化/酯化反应来制备。
如上所述，3，3‑二甲基丁醛用作制备丙氨酸酯的中间体。如美国专利5728862所述，将其引入本文作为参考，N‑[N‑(3，3‑二甲基丁基)‑L‑α‑天冬氨酰基]‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯可以通过用氢气在氢化催化剂存在下处理天冬甜素与3，3‑二甲基丁醛在有机溶剂中的混合物来制备，其中的温度和压力足以形成所需的产物。或者，可以将3，3‑二甲基丁醛加入天冬甜素与氰基硼氢化钠的混合物中，如美国专利5480668所述，将其引入本文作为参考。
用于制备3，3‑二甲基丁醛的所有方法的特定实施方案如图7和8所示。参考图7的流程图，和更特别地参考图8流程图中所示的设备，将硫酸从供应罐3经由输送泵7送入烷基化/酯化反应器1中。反应器1配备有冷却夹套5和搅拌器9。将异丁烯从供应罐15经由与冷冻盐水溶液的传热所冷却的冷凝器25和经由异丁烯输送泵17，送入反应器1。将庚烷从回收的庚烷罐19经由庚烷输送泵21供应到反应器1中。如果需要，可以将额外制备的庚烷从庚烷储存罐11经由庚烷输送泵13供应到该反应器中。将来自来源23的乙烯在如上所述能进行反应的压力下引入反应器1的顶部空间内。任选地，乙烯可以喷入凝聚相混合物、即酸和庚烷的表面以下。
在反应器1中，硫酸、乙烯和异丁烯在强烈搅拌下反应形成含有富液和有机相的反应混合物，该富液含有在硫酸中的3，3‑二甲基丁基氢硫酸酯、硫酸二(3，3‑二甲基丁基)酯、和硫酸3，3‑二甲基丁基乙基酯，以及有机相含有庚烷和烷基化反应副产物。该反应器可以以间歇或连续方式操作。图8的流程图适用于间歇或半连续反应器的操作，其中庚烷与全部硫酸或一部分硫酸先被加入反应器中。通过位于反应器1的放空管线上的压力调节器43将乙烯压力控制在恒定值，并将异丁烯液体和剩余的硫酸(如果开始时未将全部酸加入该反应器中)计量加入该反应器中。或者，反应器1可以作为连续搅拌釜反应器操作，向该反应器中在恒定乙烯压力下连续或间歇地加入异丁烯的庚烷溶液和硫酸，和从该反应器连续地或间歇地取出烷基化/酯化反应混合物。气体分离器45可以用于使液体夹带物最少化。需要时，排出的气体可以经过收集、压缩和循环。可以例如通过使用变速压缩机或通过位于来源23和反应器1之间的压力调节器来控制乙烯压力。
从反应器1取出的经过脱气的烷基化/酯化反应混合物经由泵27送入液/液分离器29中。上层有机相从分离器29取出，流入进料罐31，然后经由塔进料泵35送入庚烷回收蒸馏塔33。庚烷回收体系设计为使蒸馏操作可以以间歇或连续方式操作。图8显示了具有三个精馏塔板和三个汽提塔板的塔。热量通过再沸器37供应，塔顶馏出物在冷凝器39中冷凝，然后送入冷凝物转鼓41和回流分流器(未显示)。该塔在便于分离的回流下操作，且其余的塔顶馏出物的冷凝物流入回收的庚烷接收器19。回收的庚烷经由庚烷循环泵21循环到反应器1中。
从分离器29底部排出的富液经由泵47送入水解反应器49，该反应器配备有加热夹套51和搅拌器53。将去离子水从水顶槽55引入反应器49中。水与3，3‑二甲基丁醇的硫酸酯反应生成3，3‑二甲基丁醇，通过夹套51提供的热量将后者从水解反应混合物中蒸出。废酸从反应器49的底部排出，并经由废酸泵57送入中和反应器59，该反应器也配备有夹套61和搅拌器63。将苛性钠从顶槽65加入中和反应器59以便中和废酸。所得的中性盐溶液经由废料泵67送入含水废料中。如果需要，该盐溶液可以进一步用水稀释。
来自反应性蒸馏反应器的塔顶蒸气经过填充的分馏塔69，该塔仅仅在内部回流下操作。从塔69顶部排出的蒸气在醇冷凝器71中被冷凝，冷凝物流入接收器/分离器73。含有小于1重量％3，3‑二甲基丁醇的含水相从分离器73的底部排出，并经由泵75送入中和反应器59，以进行最终的处理。上层相通常含有约80‑90重量％3，3‑二甲基丁醇和4‑8重量％水，该上层相在重力作用下从分离器73流入蒸馏进料罐77，然后经由蒸馏塔进料泵79进入蒸馏塔81以分离出3，3‑二甲基丁醇，该醇作为从该塔排出的馏出物得到。如图所示，塔81包含三个精馏塔板和三个汽提塔板。该蒸馏体系还包括再沸器83、塔顶馏出物冷凝器85、冷凝物转鼓87和回流分流器(未显示)。该塔在便于分离的回流下操作，且其余的塔顶冷凝物流入3，3‑二甲基丁醇产物接收器89，然后由泵91将其送入氧化或脱氢反应器以将3，3‑二甲基丁醇转化成3，3‑二甲基丁醛。
来自塔81和33的塔底产物分别经由塔底产物泵93和95送入有机废料罐97中。泵99将收集的塔底产物送去进行有机废料处置和/或处理。
如图7所示，醇中间体在氮气载体气体中蒸发，并经过含有金属铜催化剂的固定脱氢催化剂床。脱氢反应产物气体被冷却以冷凝3，3‑二甲基丁醛产物。从冷凝器排出的气相经过除雾器以收集夹带的冷凝物，将其送入湿液接收器/分离器。来自分离器的含水相被送去进行含水废料处理和处置。有机相含有3，3‑二甲基丁醛产物。如果醇在有机相中的存在量高，则可以将其循环到处于固定床脱氢反应器上游的醇蒸发步骤中。经过除雾器的气相经由火炬送入大气中。有机相可以如上所述进行循环，或用于合成丙氨酸酯，任选地在丙氨酸酯方法中经过作为初级步骤的提纯之后使用。
图9显示本发明将3，3‑二甲基丁醇连续转化成3，3‑二甲基丁醛的优选方法的细节。含有约0.1‑7.0重量％水的液体3，3‑二甲基丁醇从醇储存罐101经由泵103连续送入气体燃烧炉105中，在那里被蒸发。惰性稀释气体，优选氮气，在自生压力条件下从液氮储存瓶107送入炉105中，在那里被加热到约250‑400℃的温度。氮气和3，3‑二甲基丁醇蒸气在管线内混合以提供含有约0.1‑10摩尔％3，3‑二甲基丁醇的脱氢进料气体。将进料气体在约250‑400℃的温度和大气压至约30ps ig的总压力下引入一对并联的管式反应器109和111中，所述反应器用于将3，3‑二甲基丁醇脱氢转化成3，3‑二甲基丁醛。在两个反应器之间进行转换，使得通常仅有一个反应器在任何特定时间内操作，但至少一个反应器是基本上在所有时间内操作。每个反应器109和111包含固定催化剂床，分别表示为113和115。每个反应器是管壳式换热器的形式。每个管填充有催化剂，所以在每个管内的催化剂包含组分催化剂床，组分催化剂床的组合构成了反应器的固定催化剂床。气体在管内分布，并流经每个管内的组分床，以将3，3‑二甲基丁醇脱氢转化成3，3‑二甲基丁醛。通过来自传热介质、特别是熔盐的传热使这些管保持在所需的反应温度下，其中该介质在换热器的壳侧循环。
在这些管中的催化剂包含载附在惰性载体上的金属铜催化剂，载体例如是二氧化硅、氧化铝或其混合物。构成催化剂床113和115的催化剂体的平均主要尺寸为约0.5‑10毫米，优选约2‑5毫米，B.E.T.表面积为约20‑100米3/克。在反应器109的操作期间，含有约5‑20体积％3，3‑二甲基丁醇的进料气体在约250‑375°C的温度和约10‑100psig(69‑690kPa)的总压力下经由入口117连续地引入反应器中，其中该入口117与3，3‑二甲基丁醇储存罐和氮气储存罐经由炉105的输送管线以流体流动相连接。当在反应器109的床111中的催化剂活性下降到低于所需值时，将进料气体转换到反应器111的入口119，并通过使反应气体流经催化剂床115而继续反应，同时催化剂床113的活性通过其中所含催化剂的再生或置换而恢复。再生可以通过热空气经由常用结构的催化剂再生体系而流经催化剂床(在图中未显示)的循环来实现。反应器111的操作在与上述反应器109基本上相同的条件下操作，因此，交替使用两个催化剂床，以使在任何时刻一个反应器处于反应状态，而另一个反应器处于再活化状态，且脱氢方法可以在延长的操作时间内进行，而没有间断。从来源121供应催化剂，并将废催化剂排入废催化剂转鼓123。
在反应器107或109中3，3‑二甲基丁醇向3，3‑二甲基丁醛的转化率为约50‑100％。
反应产物气体在水冷冷凝器125中冷却，冷凝器125是与反应器109或111的出口以流体流动相连接，所述气体进一步在由制冷剂冷却的冷凝器127中冷却，冷凝器127与冷凝器125的出口相连。从冷凝器127排出的混合的气体和液体经过气/液分离器129。从分离器顶部排出的气相经过除雾器131，然后送入废气燃烧装置。从分离器129底部排出的液相流入液/液分离器133，其中液体分离成下层含水相和上层有机相，下层含水相含有不超过约1％的3，3‑二甲基丁醛和不超过约6％的3，3‑二甲基丁醇，上层有机相含有至少约85重量％、优选约89‑99重量％的3，3‑二甲基丁醛和不超过约50重量％、优选约小于1重量％至约20重量％的3，3‑二甲基丁醇。3，3‑二甲基丁醛层送入粗制醛储存罐135，以用于生产丙氨酸酯的还原烷基化反应。含水层送至含水废料处理和处置步骤。
需要时，由分离器133得到的粗制醛层可以进一步按照本领域公知的方法加工，例如通过蒸馏、萃取或结晶，以得到具有任何所需质量或纯度的3，3‑二甲基丁醛产物。
在图10中显示用于3，3‑二甲基丁醇的脱氢方法的另一个实施方案。从储存槽201供应醇，从瓶207供应氮气，在炉205中预热醇和氮气，并混合醇和氮气以提供反应器进料混合物，这些步骤都以与上述图9所示方法相应操作相同的方式进行。进料气体引入含有固定床213的脱氢反应器209中，其中固定床213含有图9中反应器109和111中所用类型的催化剂。固定床213分成三个阶段213a、213b和213c。反应气体从反应器入口217向下流过这三个阶段到达反应器出口219，进行重要的3，3‑二甲基丁醇向3，3‑二甲基丁醛的初始转化。由于该反应的吸热本质，在经过每个阶段213a、213b和213c时反应气体温度降低。为了将进入每个阶段的气体温度恢复到所需的温度范围，将热的惰性气体引入位于催化剂阶段213a和213b之间的室214a和位于催化剂阶段213b和213c之间的室214b内的反应气流中。这通过将来自炉205的氮气流分成三股流来实现，其中将第一股流与入口217上游的3，3‑二甲基丁醇蒸气混合，第二股流引入室214a中，第三股流引入室214b中。室214a和214b可以是空的，或含有惰性填充物。
为了控制进入每个催化剂阶段的气体的温度，在炉205周围流过的冷氮气可以注入进入反应器的脱氢进料流中，或注入被引入各阶段之间的惰性加热气体中，在每种情况下其引入速率根据在这些点处检测器(未显示)的检测响应的温度控制来调节。
图10所示的其余工艺操作基本上与图9所示的相应部分的操作相同。
在另一个实施方案中，单管反应器可以与电加热器组合以在催化剂床内纵向排列的多个催化剂微区内建立和保持所需的温度。在这种体系中，催化剂床可以用惰性填充材料稀释以促进控制反应，控制在每个连续微区内的温度，和设计反应温度以便当反应混合物从一个微区流入另一个微区时使温度适应反应混合物的组成。根据另一个方案，管状反应器可以分成多个系列段，其中砂浴位于每个连续的各对段之间，以将上游段排出的反应气体再次加热到适于引入下游段的温度。
除了用于制备[N‑(3，3‑二甲基丁基)‑L‑α‑天冬氨酰基]‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯以外，3，3‑二甲基丁醛还用作制备其它甜味剂产物的中间体，其它甜味剂例如[N‑(3，3‑二甲基丁基)‑L‑α‑天冬氨酰基]‑α‑甲基‑L‑苯基赖氨酸1‑甲基酯(EP 0 866 073)、天冬氨酰基二肽酰胺衍生物(EP 0 818 073)、天冬氨酰基三肽衍生物(JP09278792)、N‑烷基天冬氨酰基二肽(JP09227589)，和其它稳定的天冬氨酰基酰胺甜味剂(EP 0 784 050)。3，3‑二甲基丁醛还可以进一步用于制备各种药物产品，包括例如各种用作HIV蛋白酶抑制剂的取代的2‑吡喃酮(美国专利5808062)、用作钙通道阻滞剂的取代的肽衍生物(WO98/10838)、用作raf激酶抑制剂的脲衍生物(WO98/52559)、用作p38激酶抑制剂的芳基脲衍生物(WO98/52558)和用作抗病毒蛋白酶抑制剂的含胺二醇的肽同系物(Frost等，Tetrahedron Letters，37(51)，9139‑9142页)、红霉素衍生物(EP 0 614 905)。
以下实施例用于说明本发明。
实施例1
将硫酸(10克；98毫摩尔；96重量％)和庚烷(10.2毫升)加入搪瓷内衬中。将搪瓷内衬放入带夹套的高压釜中，并将其顶部连接。在用氮气吹扫该体系后，将进料混合物在400rpm搅拌下冷却到‑14℃。在该温度下，将乙烯在120psig压力下引入高压釜的顶部空间，在随后的反应过程中保持该压力。施加乙烯压力后，开始以1毫升/小时(0.59克/小时)的计量速率加入异丁烯，同时通过夹套中的冷却流体(乙二醇)除去反应热而使反应混合物保持在‑14℃至‑16℃之间。在4小时后终止异丁烯的添加，其中异丁烯的总添加量是2.36克(42毫摩尔)。然后将高压釜放空以便从顶部空间除去乙烯，其中在放空后在庚烷溶液中保留0.31克乙烯(在‑14℃和40psig下，乙烯在庚烷中的溶解度为约1.1摩尔/升)。
在放空乙烯后，从高压釜中取出搪瓷内衬。凝聚相反应混合物包括两种液体层。上层(7.6克)是白色含水液体，而底层(12.7克)是黄色粘性油。将这两层分离，然后在搅拌下将水(共6克)滴加入分离的底层中，得到放热量为约85°2，表明3，3‑二甲基丁基氢硫酸酯、硫酸二(3，3‑二甲基丁基)酯、和任何硫酸3，3‑二甲基丁基乙基酯水解成3，3‑二甲基丁醇，和进一步的相分离。所述进一步分离得到的上层是深红色油(5.1克)和底层是浅黄色溶液(12.68克)。用GC分析上层，发现其含有总共1.31克(分子量＝102；12.8毫摩尔)粗制3，3‑二甲基丁醇(30.4％，基于所加入的异丁烯，和13％基于硫酸)。醇的提纯可以通过用氢氧化钠中和水解反应得到的上层，然后在85‑90mmHg和约92℃下蒸馏来进行。
基于该实施例的结果，可见可以适宜地得到3，3‑二甲基丁醛收率基于异丁烯为30‑50％，基于硫酸为12.5‑21％(如果达到较高的转化率则会更高)，和基于乙烯时的收率等于基于异丁烯时所达到的收率。可以循环90％的庚烷。硫酸不能循环，除非经过废酸回收和浓缩处理。
实施例2
基本上按照实施例1所述的方式进行一系列烷基化/酯化反应和水解反应。将硫酸(96重量％)和庚烷加入搪瓷内衬中。在用氮气吹扫该体系后，将进料混合物在800rpm搅拌速率下冷却到‑15℃至‑20℃。在混合物冷却后，施加乙烯压力，并使其保持恒定。监控在随后反应中的乙烯吸收量。施加乙烯压力后，开始计量加入异丁烯。在完成异丁烯的添加后，将高压釜放空以便除去乙烯。
然后，从高压釜中取出搪瓷内衬。在每次反应后，观察到搪瓷内衬的内容物包括两种液体层。上层是白色含水液体，而底层是黄色粘性油。除去上层，然后将底层以及两倍于其体积的水引入蒸馏塔中。在氮气下，将蒸馏塔加热到125℃，于90℃和100℃收集塔顶馏出物冷凝物馏分。在每种情况下，在收集瓶中观察到两层。用GC分析上层，以确定回收的3，3‑二甲基丁醇量。反应条件、3，3‑二甲基丁醇的总收率和基于用于该实施例几个反应的原料的收率在表1中给出。
在该表中和在这些实施例中所用的“3‑3DMB”根据上下文指“3，3‑二甲基丁基”或“3，3‑二甲基丁基的”或“3，3‑二甲基丁的”。当出现“DMB酯”时，表示硫酸的酯，是硫酸二(3，3‑二甲基丁基)酯、3，3‑二甲基丁基氢硫酸酯、硫酸3，3‑二甲基丁基乙基酯、或硫酸3，3‑二甲基丁基叔丁基酯，或其中两种或多种的混合物。
请注意，乙烯的用量包括在反应中所消耗的乙烯、顶部空间所含的乙烯和被庚烷相所吸收的乙烯。在图1中给出了3，3‑二甲基丁醇的总收率以及基于异丁烯、乙烯和硫酸的收率随着添加初始进料的时间而变化的关系曲线，其中初始进料是10克硫酸和10毫升庚烷，乙烯压力为120psig，异丁烯添加速率是0.034毫升/分钟。请注意，基于乙烯和异丁烯的收率先达到最大值，然后降低，表明当加入了与硫酸添加量相比较大量的烯烃时，即由于在反应过程中HSO4‑的消耗而使硫酸变稀时，选择性损失。
在图2中给出了在与图1所示相同的其它条件下，3，3‑二甲基丁醇的收率以及基于异丁烯、乙烯(已反应的)、乙烯(总量)和硫酸的收率随着乙烯压力变化的关系曲线。图3给出了在不同的乙烯压力下，乙烯吸收量的关系曲线。在该实施例实验的最佳结果是在加入10克硫酸、10毫升庚烷、乙烯压力为120psig和异丁烯进料速率为0.068毫升/小时的情况下得到的。

实施例3
将硫酸(20克；196毫摩尔；96重量％)和庚烷(20毫升，13.45克)加入用于100毫升帕尔高压釜的搪瓷内衬中。将搪瓷内衬放入该高压釜中，并将其顶部连接。该高压釜带有夹套，并配备有塔顶磁力驱动搅拌器、热电偶、氮气气体入口和异丁烯入口。通过使乙二醇/水溶液从绝热浴循环经过夹套来提供冷却。在用氮气吹扫该体系后，将进料混合物在800rpm搅拌下冷却到‑15℃。在该温度下，将乙烯从储库在120psig压力下引入高压釜的顶部空间，在反应过程中保持该压力。施加乙烯压力后25分钟时，开始以8.16毫升/小时(4.81克/小时)的计量速率加入异丁烯，同时通过夹套中的冷却水除去反应热来使反应混合物保持在‑15℃。50分钟后，终止添加异丁烯，此时异丁烯的累积添加量是4克(72毫摩尔)；终止添加异丁烯后15分钟，将高压釜放空。通过储库(已知体积)的压力下降来检测乙烯的吸收量。在该实施例的情况下，乙烯的初始吸收量是2.46克(88毫摩尔；0.123克/毫升)庚烷；在反应期间乙烯的吸收量测定为2.13克(76毫摩尔)，从而消耗和放空的乙烯总量是4.59克(160毫摩尔)。
在放空乙烯后，从高压釜中取出搪瓷内衬。观察到反应混合物包括两种液体层。上层是浅黄色液体(13.61克)，而底层是黄色粘性的。用GC分析上层，得到共约1.7重量％杂质(0.23克)。在DMSO‑d6中对底层进行质子NMR分析，得到大概以下计算值：
R‑CH2‑SO3‑X(X＝H或R’，其中R’是乙基或3，3’‑二甲基丁基，R是甲基或叔丁基‑CH2)：66毫摩尔(其中大约80％是3，3‑二甲基丁基‑OSO3X，其余的是Et‑OSO3X)
醚(R‑CH2‑O‑CH2‑R)：3毫摩尔；R和R11独立地是甲基或叔丁基CH2
庚烷：0.2‑0.3克
异丁烯的计算用量是3.3克(59毫摩尔)(假设所有醚是二(3，3‑二甲基丁基)醚)。乙烯的计算用量是2.02克(72毫摩尔)。
实施例4
将硫酸(5克；66重量％；49毫摩尔)和庚烷(6.73克；67毫摩尔)加入用于实施例3所述类型的高压釜的搪瓷内衬中。该高压釜还配备有硫酸入口。将搪瓷内衬放入该高压釜中，并将其顶部连接。在用氮气吹扫该体系后，将进料混合物在800rpm搅拌速率下搅拌并冷却到‑15℃。在该温度下，在120psig塔顶压力下加入乙烯，并在随后的烷基化/酯化反应过程中保持该压力。从储库施加乙烯压力后15分钟，开始以3.06毫升/小时(异丁烯的密度＝0.59；1.81克/小时；31毫摩尔/小时)的速率计量加入异丁烯，并以3.32克/小时(32.5毫摩尔/小时)的速率开始计量加入硫酸(96重量％)，同时使反应温度保持在‑15℃。在同时添加4.5小时后，停止加入异丁烯和硫酸。硫酸的总添加量是19.95克(196毫摩尔)；异丁烯的总添加量是13.77毫升(145毫摩尔)。在停止添加酸和异丁烯时，放空乙烯的顶压。通过乙烯储库(已知体积)的压力下降来检测乙烯的吸收量。在该实施例的情况下，乙烯的初始吸收量是66毫摩尔(1.85克)，在反应期间乙烯的吸收量为1.26毫摩尔(3.53克)，从而总吸收量是192毫摩尔(5.38克)。
从反应器中取出搪瓷内衬。其包括两种液体层。上层是浅黄色液体(8.87克；基于庚烷添加量的增重为2.14克)，而底层是黄色粘性油(27.86克；基于酸添加量的增重为7.91克)。
在DMSO‑d6中对底层进行质子NMR分析，表明2by积分约80毫摩尔当量的硫酸烷基酯基团，其中大部分是硫酸3，3‑二甲基丁基酯基团。基于异丁烯(145毫摩尔添加量)的收率为55％，基于乙烯的收率(192毫摩尔消耗量)的收率为42％，基于硫酸(195毫摩尔添加量)的收率为41％。
实施例5
其它烷基化/酯化反应实验按照与实施例4所述基本上相同的方式进行，不同的是初始庚烷添加量、硫酸总添加量、异丁烯添加速率、乙烯压力和总反应时间的组合。3，3‑二甲基丁醇的总收率和基于硫酸、乙烯和异丁烯的收率百分数在表2中给出。

实施例6
其它烷基化/酯化反应实验按照与实施例4所述基本上相同的方式进行，不同的是：在两个实验中，硫酸和异丁烯的添加各自在3小时后完成；在第3个实验中，硫酸的添加和异丁烯的添加进行5小时；在两个实验中，反应温度是‑14℃；在另一个实验中，反应温度是‑11℃；该实施例的实验结果在表3中给出。
表3
使用硫酸烷基酯合成方法B的其它实施例
(在约‑14℃、10毫升庚烷和120psig乙烯下3小时添加异丁烯和硫酸)
实验#Meq.3，3‑DMB酯％异丁烯％乙烯％硫酸3080624540.5318959454532110624840.5
实验30在约‑11℃下进行。实验217中异丁烯添加速率略微增加。
实验32中，异丁烯和硫酸添加5小时(相同的计量速率)。
实施例7
将硫酸(5克；66重量％；49毫摩尔)和庚烷(6.65克；66.5毫摩尔)加入用于实施例4所述类型的高压釜的搪瓷内衬中。将搪瓷内衬放入该高压釜中，并将其顶部连接。在用氮气吹扫该体系后，将进料混合物在800rpm搅拌速率下搅拌并冷却到‑15℃。在该温度下，在120ps ig塔顶压力下加入乙烯，并通过从储库输送乙烯使反应过程中保持该压力。开始施加乙烯压力后5分钟，开始以3.36毫升/小时(1.98克/小时)的计量速率加入异丁烯，并同时以4.95克/小时(49毫摩尔/小时)的速率开始计量加入硫酸。在添加该酸异丁烯期间，通过使乙二醇/水溶液循环经过高压釜夹套使反应温度保持在‑15℃。在同时添加硫酸和异丁烯3小时后，停止加入硫酸(硫酸的总添加量＝19.85克；194毫摩尔)。异丁烯的添加再进行3小时，当恰好在停止添加异丁烯之前硫酸添加终止为0.84毫升/小时时，异丁烯的添加速率从3.36毫升/小时连续线性降低。异丁烯的总添加量是16.39毫升(173毫摩尔)。在停止添加异丁烯时，放空乙烯的顶压。在该实施例的情况下，乙烯的初始吸收量是65毫摩尔(1.82克)，在反应期间乙烯的吸收量为178毫摩尔(4.98克)，从而乙烯的总消耗量是243毫摩尔(6.80克)。
从反应器中取出搪瓷内衬，发现其包括两种液体层。上层滗析为浅黄色液体(7.74克；基于庚烷添加量的增重为1.19克)。底层是黄色粘性油(30.70克；基于酸添加量的增重为10.85克)。
使用甲苯作为标准物(0.1064克酸层；0.1054克甲苯溶剂毫升数)在DMSO‑d6中对底层进行质子NMR分析，积分表明收率是76毫摩尔硫酸单烷基酯、21毫摩尔硫酸二烷基酯和7毫摩尔醇。对酸层的一个等份进行滴定以确定残余酸度。称量酸层样品(111克)，将其加入125毫升锥形瓶中。向该样品中加入0.100N氢氧化钠和甲基红作为指示剂。样品被回滴定0.100N盐酸水溶液(15.9毫升)，得到8.2毫摩尔[H+]/g酸层。
用离子色谱分析该酸层的第二个等份，表明硫酸3，3‑二甲基丁基酯对硫酸乙酯的比率是1.0∶0.099(91％3，3‑二甲基丁基)。用NMR分析，使用该面积比率来确定在硫酸酯中3，3‑二甲基丁基的量，计算值为114毫摩尔3，3‑二甲基丁基等同物。其余的未反应的硫酸量测定为36.8重量％(11.3克；115毫摩尔；41％未反应的硫酸)。基于上述分析，基于异丁烯(173毫摩尔)的收率为66％，基于乙烯(243毫摩尔)的收率为47％，基于硫酸(194毫摩尔)的收率为59％。
实施例8
其它烷基化/酯化反应实验按照与实施例7所述基本上相同的方式进行，不同的是硫酸的总添加量、硫酸添加速率、异丁烯添加速率的变化和异丁烯的总添加量。该实施例的实验结果在表4中给出。

实施例9
将硫酸(20克；66重量％；196毫摩尔)和庚烷(20毫升；13.45克)加入用于实施例4所述类型的高压釜的搪瓷内衬中。将搪瓷内衬放入该高压釜中，并将其顶部连接。在用氮气吹扫该体系后，将进料混合物在800rpm搅拌速率下搅拌并冷却到‑15℃。在该温度下，在120psig塔顶压力下加入乙烯，并通过从储库输送乙烯使反应过程中保持该压力。开始施加乙烯压力后25分钟，开始以8.16毫升/小时(4.81克/小时)的速率计量加入异丁烯。在添加异丁烯期间，通过使乙二醇/水溶液循环经过高压釜夹套使反应温度保持在‑15℃。50分钟后，停止加入异丁烯(异丁烯的总添加量是4克；72毫摩尔)。在停止添加异丁烯后，乙烯顶压放空15分钟。在该实施例的情况下，乙烯的初始吸收量是88毫摩尔(2.46克，0.123克/毫升庚烷)，在反应期间乙烯的吸收量为76毫摩尔(2.13克)，从而乙烯的总消耗量是160毫摩尔(4.59克)。
从高压釜中取出搪瓷内衬，观察到其包括两种液体层。上层是浅黄色液体(13.16克；GC分析得到约1.7重量％杂质；共0.23克)，而底层是黄色粘性油(25.24克)。在DMSO‑d6中对底层进行质子NMR分析，显示大概以下计算值：66毫摩尔的R‑CH2O‑SO3‑X基团(X＝H或R’)，其中(大约)80％是3，3‑二甲基丁基‑OSO3X，其余的是Et‑OSO3X，和3毫摩尔醇(R‑CH2OH)。
将水(25.1克)加入底层中，反应混合物在氮气下蒸馏(无柱)。在70‑90℃收集轻质馏分(0.3克；由面积％计算，含有0.25克庚烷和0.04克3，3‑二甲基丁醇)和在90‑98℃收集第二馏分。第二馏分冷凝得到两相冷凝物，包括上层有机层(5.1克)和含水底层(6.1克)。上层的第二馏分冷凝物含有二(3，3‑二甲基丁基)醚(0.352克)、乙醇(0.2克)和庚烷(0.1克)。含水层含有乙醇(0.25克)和少量3，3‑二甲基丁醇。然后将水(14克)加入蒸馏塔中，开始蒸馏。在98‑100℃收集第三馏分，其含有两层。分析上层有机层(0.7克)，测定其含有3，3‑二甲基丁醇(0.36克)，通过面积测定其余的高沸点杂质。含水底层(13.34克)仅仅含有痕量的醇。在反应性蒸馏中所含馏分的组成以及收集这些馏分的温度概括在表5中。
加入反应性蒸馏的总重量是63.34克(25.24克烷基化/酯化反应产物和39.1克水)。由此得到63.74克馏分。
在实施例3的反应中得到的庚烷层在125℃浴温下进行简单的转化蒸馏。继续收集，直至塔温达到100°C，此时已从初始加入塔的12.47克进料中回收10.9克馏出物。馏出物的GC分析表明含0.15重量％杂质，其余的是庚烷(10.73克)。庚烷的余量如下：
加入的庚烷＝13.45克
从烷基化/酯化反应酸层蒸馏得到的庚烷＝0.35克
在烷基化/酯化反应的有机层中的庚烷＝13.61‑0.23＝13.38克
在蒸馏之前的百分率＝102％
蒸馏得到的10.73克庚烷＝80％总回收率
从蒸馏得到的3，3‑二甲基丁醇收率和基于初始加入的原料的收率在表6中给出。

从粗蒸馏得到的馏分2#物质(4.97克)通过在80托和125℃塔温下蒸馏精制。蒸馏条件和所得馏分的组成在表7中给出。
表7

进行精制的重量＝4.97克
得到的重量＝4.52
收率＝91％
由馏分#2测定3，3‑DMB醇的面积％＝95％，重量％＝96％(己醇内标)
实施例10
模拟的硫酸3，3‑二甲基丁基酯水解反应混合物通过将庚烷(5克)、3，3‑二甲基丁醇(5克)、水(10克)、乙醇(5克)和硫酸(100％基准；5克)进行混合而制成。搅拌进料以得到均匀的混合物，然后分离混合物。得到两层，上层的重量为11.93克，底层为18.3克。对上层的分析表明其含有3，3‑二甲基丁醇(4.42克)、乙醇(1.65克)、庚烷(5.15克)和水/硫酸(差别为0.7克)。对上层进行蒸馏以得到三种馏分。冷凝第一馏分，得到两种液体层(共5.9克)，其含有4.1克庚烷，只有痕量的3，3‑二甲基丁醇或乙醇。第二馏分(0.9克)含有所有组分，而第三馏分(2.3克)含有3，3‑二甲基丁醇和少量的未知副产物。在塔中的残渣(2.8克)含有少量3，3‑二甲基丁醇和主要部分的副产物，假设其含有二(3，3‑二甲基丁基)醚。
观察到从初始分离得到的有机层中的残余酸对蒸馏不利。第二混合物如上所述制备；但是在蒸馏之前，将0.1N氢氧化钾加入该混合物中以中和残余的酸(由甲基红指示剂测定需要3.5毫摩尔氢氧化钾)。在约100托下进行蒸馏，得到两种主要馏分。第一种馏分含有庚烷(4.4克)和痕量的3，3‑二甲基丁醇。第二种馏分含有3，3‑二甲基丁醇；而塔馏分含有0.5克醇，只有痕量的分解产物。
实施例11
300毫升ACE压力等级玻璃反应器(烧瓶1)配备有Teflon涂覆的磁力搅拌棒和与温度控制器连接的热电偶。将硫酸(98重量％；22.8毫升；41.9克；0.428毫摩尔)和庚烷(30毫升)加入烧瓶1中。用冷却浴将该烧瓶冷却到‑15℃，并用乙烯加压到100psi。将庚烷(20毫升)和异丁烯(12克)加入另一个的ACE 75毫升压力等级烧瓶(烧瓶2)中。将烧瓶2加压到120psi。在强烈搅拌下，在3小时内将烧瓶2中的异丁烯/庚烷混合物加入烧瓶1中(速率为0.2毫升/分钟)。在反应期间使烧瓶1保持为110psi乙烯和‑15℃下。在完成添加异丁烯/庚烷溶液后，在烧瓶卸压并加热到0℃之前，将该反应混合物在烧瓶1中继续再搅拌20分钟。于0℃将水(100毫升)缓慢加入烧瓶1的混合物中，从而形成两层，即庚烷层和含水硫酸酯层。除去庚烷层，并将含水硫酸酯层转移到蒸馏装置中，该装置包括蒸馏塔、迪安‑斯达克接受器和冷凝器。从烧瓶中以水共沸物的形式蒸馏出3，3‑二甲基丁醇产物，而在迪安‑斯达克接受器中的水层连续返回到蒸馏烧瓶中。3，3‑二甲基丁醇的收率是48.9％(基于异丁烯)。
实施例12
烷基化/酯化反应实验按照实施例11所述方式进行，不同的是：癸烷代替庚烷作为溶剂，癸烷向烧瓶1中的初始添加量为50毫升。反应条件和操作步骤与实施例11所述相同。通过对由烧瓶1得到的富液进行蒸馏，3，3‑二甲基丁醇产物的收率是74.7％(基于异丁烯)。
实施例13
3，3‑二甲基丁醇(10体积％)蒸发入氦气载体并经过含有CuO的固定床(2克载附在二氧化硅/含铝的碱土金属氧化物)。在床温260℃下，气流的流速是200sccm。开始时，得到化学计量氧化反应，其中3，3‑二甲基丁醇被转化成3，3‑二甲基丁醛。随着该化学计量氧化反应的进行，在床层中的CuO被逐步还原成Cu0，然后3，3‑二甲基丁醇向3，3‑二甲基丁醛的转化通过非氧化催化脱氢反应来继续。3，3‑二甲基丁醇向3，3‑二甲基丁醛的转化率开始是约55％，在12小时内下降到大约45％，产量从约1.5克醛/克催化剂‑小时相应地下降到约1.25克醛/克催化剂‑小时。但是在实验过程中保持对3，3‑二甲基丁醛的高选择性。选择性与时间的关系曲线在图4中给出。
使反应产物经过用于回收醛和醇的冰阱。所得透明的白色水混合物通过蒸馏提纯(49.9克回收的物质；76％收率，基于加入固定床反应器的进料量)。用GC测定累积冷凝物的组成为43.5％3，3‑二甲基丁醛(217克；66％，基于GC反应器数据)，和56.5％3，3‑二甲基丁醇(28.2克；89％，基于GC反应器数据)。用具有三个水平面(泡罩塔(bulbs))的斯奈德塔在85‑90mmHg下进行蒸馏。所得馏分的分析结果在表8中给出。
在蒸馏期间观察到在组成上的变化极小，由每种组分的回收量显示。从醇分离出醛是很好的(在进行蒸馏的粗进料中的82％醛回收为99％纯度)。
尽管醇向醛的转化是可逆的，但该平衡是有利的。在该反应在载附的Cu催化剂下操作的温度下，即250‑300℃，向醛的很高转化率是有利的。例如，对于在进料流中的5摩尔％醇，向醛的平衡转化率在300℃下是96％。对于17千卡/摩尔的反应计算热，随着温度每升高20℃，平衡常数双倍增加。即使在260℃下，对于10摩尔％醇进料，平衡转化率大于80％。
在转化90+％醇进料(5摩尔％醇)时，绝热温度降低约100°C。反应的产率很高。在小于1秒的气体停留时间内达到大于90％的转化率。

实施例14
通过化学计量氧化反应，用CuO将实施例1中制得的3，3‑二甲基丁醇物流转化成3，3‑二甲基丁醛，然后在化学计量氧化反应中就地制得的Cu0催化剂上进行厌氧催化脱氢反应。管状反应器的结构包括直径为二分之一英寸的适于含有固定催化剂床的内管，和与内管同心的外管，确定了在进入内管之前在其中能流动进料气体的环状空间。外管的一端与内管入口相连。外管的另一端与用于反应进料气体的来源相连。加热指在外管周围对进入反应器体系的气体进行预热。
反应器的内管装有在颗粒惰性载体上的氧化铜(4克；70％氧化铜)，其具有粒径为约0.6‑1.7毫米。在环状空间内保持氦气的流速恒定，内管温度为250℃，压力为10psig。湿的3，3‑二甲基丁醇(94‑95％3，3‑二甲基丁醇；5‑6％水)于185℃蒸发入氦气流中，以制备反应器的进料气体，其含有5体积％的3，3‑二甲基丁醇和95体积％氦气。开始通过化学计量氧化反应进行3，3‑二甲基丁醇向3，3‑二甲基丁醛的转化。在约1‑2小时后，反应从放热变为吸热，由催化剂床的温度下降约5℃可见。吸热的表现说明氧化铜已消耗掉了。但是通过厌氧催化脱氢反应在Cu0上继续进行3，3‑二甲基丁醇向3，3‑二甲基丁醛的转化。通过对进料气体施加热量，反应温度升高到最终温度325℃，在该温度下反应继续进行48小时，显示在活性或选择性方面的损失很小。在被冷却到‑7℃的费歇尔(Fisher)瓶中收集反应产物。
48小时连续反应的结果在表9中给出。
表9

在48小时反应内获得的选择性和转化率如图5所示，该反应产物的杂质含量如图6所示。
实施例15
3，3‑二甲基丁醇的脱氢反应基本上按照实施例14所述方式进行。在142.5小时内进行操作。将3，3‑二甲基丁醇以2.73克/小时的速率(26.8毫摩尔/小时；10sccm)加入反应器中。催化剂包含4克(约2.5cc)铜催化剂，表示为Cu0330‑XLT。流经该床的总流量是200sccm，使用氦气作为稀释剂。在催化剂床上的接触时间是1.33秒。产物气体用气相色谱在线分析。该实施例的实验结果在表10中给出。
由在线气相色谱的所有痕量的累积总值计算产物产量，基于产物的百分数与3，3‑DMB醇进料的关系。醛的回收量是320.3克(7.2克，氢气的释放量计算值)；回收84％。较高含量的回收的3，3‑DMB酸可以部分来自优先的冷凝和部分来自在储存和运输中醛的空气氧化。

实施例16
基本上采用实施例14所述的方法，评价几种催化剂在3，3‑二甲基丁醇向3，3‑二甲基丁醛的脱氢反应中的效率。催化剂的组成如表11所示，催化剂的其它特性如表12所示。
表11
用于脱氢反应的商品催化剂的组成(XRF)

表12
脱氢催化剂的物理特性

在这些实验中，Engelhard催化剂0330‑XLT显示超过100小时的催化剂寿命，同时保持醇的转化率大于90％，对醛的选择性大于95％(在128小时后，选择性达到98％，同时转化率下降到90％以下)。在142.5小时的反应中，转化率的降低在80小时时显示出来，但选择性没有损失。Degussa催化剂C3150TR和Engelhard Cu‑0865XLE也一般提供有利的选择性和合理的转化率。
实施例17
在剧烈搅拌下于室温将硼氢化钠(1.61克)滴加入3，3‑二甲基丁酸(1.86克)在DMSO(30毫升)中的溶液中。然后将甲磺酸(3.6毫升)在DMSO(10毫升)中的溶液加入该混合物中。所得的反应混合物再搅拌1小时，然后用10重量％氢氧化钠水溶液将其骤冷。3，3‑二甲基丁醇的收率是50％。反应混合物通过用醚重复萃取、用水洗涤醚萃取液、通过与干燥剂接触来干燥经洗涤的萃取液、并将干燥的萃取液进行蒸馏以除去醚来处理。所得的3，3‑二甲基丁醇产物是无色液体，且用NMR检测是纯的。
实施例18
将1‑氯‑3，3‑二甲基丁烷(15克)、氧化锌(6克)和水(60克)加入150毫升帕尔反应器中。将该反应器密封，并在220℃下加热和搅拌进料混合物5小时。反应器压力是约800psi。3，3‑二甲基丁醇的收率是70％。
实施例19
向反应器中加入乙酸钾(196克)、1‑氯‑3，3‑二甲基丁烷(241克)和聚乙二醇(300MW；600毫升)。将该混合物加热回流并在回流条件下保持17小时，然后冷却到100℃。将氢氧化钾(197克)在水(150毫升)中的溶液加入该反应混合物中，所得的水解进料混合物加热回流2小时。蒸馏和处理得到3，3‑二甲基丁醇，收率是81％(165克)。
实施例20
将氢化铝锂(4.93克；0.13毫摩尔)加入3，3‑二甲基丁酸的乙基酯(1.44克；0.01毫摩尔)在无水四氢呋喃(20毫升)中的溶液中，并将所得的混合物加热回流6小时，然后冷却到室温。在反应混合物冷却后，用水(20毫升)小心地处理，然后用二乙基醚萃取(用30毫升等份萃取三次)。混合的醚层用水和饱和氯化钠溶液洗涤，然后用硫酸镁干燥。溶剂蒸发得到基本上纯的3，3‑二甲基丁醇，分离的收率是77％。
实施例21
乙酸钾溶液通过使氢氧化钾和乙酸在聚乙二醇(分子量＝300)中反应来制备。在除去中和反应所形成的水之后，加入1‑氯‑3，3‑二甲基丁烷，将所得的混合物回流17小时，同时使温度从118℃逐步升高到在反应结束时的132℃。然后将氢氧化钾水溶液加入反应混合物中，将其回流2小时。通过蒸汽蒸馏从反应混合物中回收3，3‑二甲基丁醇。收率是81％。
实施例22
在通过1‑氯‑3，3‑二甲基丁烷与乙酸钾的乙酰氧基化反应制备3，3‑二甲基丁醇的乙酸酯的过程中，用各种溶剂进行实验。实验的溶剂是甲苯、二甲基甲酰胺、乙酸、甲醇、丙二醇和1‑甲基‑吡咯烷酮(NMP)。最有利的结果由NMP得到。将1‑氯‑3，3‑二甲基丁烷(1.5克；12.4毫摩尔)、乙酸钾(13.7毫摩尔；10％过量)和NMP(5毫升)加入三颈圆底烧瓶中，该烧瓶配备有回流冷凝器、温度计和Teflon涂覆的搅拌棒。将悬浮液加热到120℃，并在该温度下在惰性气氛中搅拌22小时。将反应混合物冷却到室温，通过过滤除去由该反应得到的白色沉淀物，液相用GC‑MS分析，显示形成了3，3‑二甲基丁醇的乙酸酯。
实施例23
将乙酸3，3‑二甲基丁基酯(2克；13.8毫摩尔)、氢氧化钾(0.875克；15.3毫摩尔)和甲醇(10毫升)加入两颈圆底烧瓶中，该烧瓶配备有回流冷凝器、温度计和搅拌棒。所得的溶液在室温下搅拌2小时，在此期间乙酸酯被定量转化成3，3‑二甲基丁醇。在GC示踪中只检测到痕量的乙酸酯。用1‑甲基‑吡咯烷酮(10毫升)和水(1毫升)作为溶剂介质时得到相似的结果。醇的蒸馏使得乙酸钾在蒸馏残余物中重整。该残余物可以循环用于按照实施例22所述的方法进一步合成3，3‑二甲基丁醇的乙酸酯。
实施例23
环氧乙烷(3毫升；60毫摩尔；2当量)于‑5℃冷凝，用无水乙醚(20毫升)稀释。制备叔丁基锂的溶液(1.7M在戊烷中；17毫升；30毫摩尔；用40毫升乙醚稀释)，并于‑78℃滴加入环氧乙烷溶液中。将该反应混合物于‑78℃再搅拌1小时，然后将其加热到室温，并用稀硫酸骤冷。醚层进行滗析，用醚萃取含水层。混合的醚层用水洗涤，并用硫酸镁干燥。然后蒸馏除去溶剂，得到48％(1.48克)收率的3，3‑二甲基丁醇。
实施例25
进行一系列实验，其中3，3‑二甲基丁烯氧化物(DEMB)溶解于溶剂中，并加入高压釜中，催化剂在高压釜中在溶剂中淤浆化，施加氢气压力以进行3，3‑二甲基丁烯氧化物向3，3‑二甲基丁醇的催化加氢反应。在该实施例的实验中采用溶剂、催化剂、温度、氢气压力、反应时间和搅拌速率的各种组合。这些实验的结果在表13中给出。
实施例26
将氯化铝催化剂(2.5克)和戊烷(5毫升)加入100毫升三颈圆底烧瓶中，该烧瓶配备有Trubore搅拌器(ACE玻璃)、气体分散管和温度计。用干冰‑丙酮浴将该混合物冷却到‑40℃。向充分搅拌的催化剂悬浮液中滴加入2‑氯‑2‑甲基丙烯(25克)，同时使温度保持在‑40℃。使乙烯以70毫升/分钟的速率流经液相，通过流量计和两个扩散器控制，两个扩散器中的一个处于烧瓶的入口，另一个处于烧瓶的出口。温度保持在‑18℃至‑22℃之间。反应在3小时内完成，此时乙烯吸收显著变慢(通过在前一个扩散器和后一个扩散器中的流速测定)。液体产物从催化剂滗析出来，并送入分液漏斗中，用蒸馏水(5毫升)洗涤，并用CaCl2(1克)干燥2小时。基于GC分析，1‑氯‑3，3‑二甲基丁烷的收率是49％。两个其它主要组分是在室温下3.88分钟时的C8氯化物(25％)，和在室温下2.88分钟时的另一种未确定的产物，类似于C6氯化物的异构体。
实施例27
在一系列烷基化/酯化反应中，3，3‑二甲基丁醇的硫酸酯通过异丁烯、乙烯和硫酸的反应来制备。将硫酸和庚烷加入300毫升ACE玻璃反应烧瓶中，该烧瓶配备有Teflon涂覆的搅拌棒和用于输送乙烯和异丁烯的管线。将进料冷却到‑15℃，并置于恒定的乙烯压力下。用于每


个实验的异丁烯进料先加入与反应烧瓶分开的量瓶中，然后以基本上恒定的速率在反应进行的几小时内送入反应烧瓶中。在反应期间，用干冰‑丙酮浴将该温度保持在‑15℃。进料量、进料速率、完成添加异丁烯的时间和反应条件在表14中列出。
在该反应中制得的硫酸3，3‑二甲基丁基酯水解成3，3‑二甲基丁醇。在实验NS 109和NS 112中的反应完成后，酸层用氢氧化钠中和到pH＝3，有机层用醚萃取两次，剩余的含水层回流过夜。在实验NS 113和NS 115中，在完成添加异丁烯后，释放乙烯压力，加入少量水，同时通过在干冰‑丙酮浴中冷却使反应物保持为‑15℃。在每个水解实验中，将烷基化/酯化反应混合物送入两颈圆底烧瓶中，并在氩气下回流过夜。在表14中所示的收率基于GC‑MS分析，用十二烷作为内标。没有尝试通过蒸馏分离醇确定反应的实际收率。
该实施例实验的例子是实验NS114，其中将硫酸(26.3克；0.27摩尔)和己烷(90毫升)加入300毫升反应烧瓶中。异丁烯(11克；0.196摩尔)先加入独立的量瓶中，该烧瓶用作在反应期间供应异丁烯的储库。反应烧瓶用乙烯吹扫两次，并在100psig的乙烯管线压力下保持开放。将该反应器浸没在已预先冷却到‑15℃的干冰‑丙酮浴中。通过插入Teflon涂覆的热阱中的K型热电偶控制反应器的温度。异丁烯储库保持在130psig的氮气压力下。开始以0.05毫升/分钟的速率添加异丁烯，同时以尽可能最大的速率搅拌反应烧瓶内的内容物。在实验中，通过向冷却浴中加入干冰使温度保持在‑15℃。完成异丁烯的添加需要5.75小时。将反应混合物再搅拌30分钟，然后释放乙烯压力，滴加入水(100毫升)，同时使温度保持在‑15℃。然后，将反应混合物送入两颈圆底水解反应烧瓶中，并在氩气下于85℃回流过夜。然后分离有机层，酸层用30毫升等份的醚萃取两次，混合的有机层用10％碳酸钠溶液洗涤一次，然后用10％氯化钠溶液洗涤。在经洗涤的有机层已用硫酸镁干燥3小时后，加入十二烷(5毫升；4.14克)作为内标，用GC‑MS分析该混合物。如此测定的3，3‑二甲基丁醇的量是10.8克，理论量为19.99克，表示为收率为54％。

实施例28
进一步的烷基化/酯化反应和水解反应实验基本上按照实施例27所述的方式进行，不同的是，异丁烯的总进料量、硫酸的总进料量、乙烯压力和在烷基化/酯化步骤的异丁烯添加时间和水解步骤的条件在表15中给出。在所有实验中，在添加异丁烯之后，释放乙烯压力，于‑15℃加入少量水。将反应混合物送入两颈圆底烧瓶中，并在氩气下在表15所示的温度下回流过夜。通过GC‑MS分析测定收率，用十二烷作为内标。在90℃下进一步的动力学研究表明醇的形成实际上在3小时内完成，基于GC分析，进一步的过夜热处理仅仅使C12醚的形成增加到最多约20面积％。
该实施例的进一步实验(实验159)按照与实验158相同的反应物比例进行。在添加异丁烯之后，将该混合物加热到室温，庚烷层然后进行分离，并用GC‑MS分析。用十二烷作为内标测定的C6醇的量是900毫克(与理论收率相差4.5％)。酸层送入蒸馏装置中，加入水(50毫升)，水‑共沸物在102‑103℃下连续蒸馏。水层循环三次，收集到总共12.5克有机产物。粗产物的GC分析显示C6醇(64.4面积％)、C12醚(24面积％)、高沸点的未确定的产物(4.8％)和庚烷。从这两层得到的混合的收率计算值是46％粗醇。

实施例29
研究烷基化/酯化反应，其中庚烷用作溶剂，庚烷对硫酸的比率在各实验中依次下降。在最后的实验(164)中，不使用溶剂。基本上按照实施例28所述的方法进行反应，乙烯压力是110psig，温度为‑15℃，异丁烯添加时间是6小时，异丁烯对硫酸的摩尔比是2。除了无溶剂的实验之外，其它实验中将一部分溶剂(20毫升)与在异丁烯输送烧瓶中的异丁烯进料(20毫升)混合。其余的溶剂直接加入反应烧瓶中。异丁烯添加时间为3‑6小时。在另外搅拌20分钟之后，释放乙烯压力，向反应中加入少量水(100毫升)，同时使温度保持为0℃。然后分离庚烷层，将酸性硫酸酯层送入500毫升两颈圆底烧瓶中，该烧瓶配备有在支臂中的suba密封septa和Vigreux柱、Dean Stark接受器和在中心颈的回流冷凝器。所得的水解进料混合物进行蒸馏，并在Dean Stark接受器中收集水冷凝物，并连续返回到蒸馏烧瓶中。冷凝物的有机相用氯化钙干燥，用GC‑MC分析。色谱显示痕量的庚烷、叔丁基3，3‑二甲基丁基醚、C6醇和高级酯(未确定)。3，3‑二甲基丁醇的收率为59‑63％，但在不存在溶剂的情况下，由于低聚反应，收率显著下降。工艺条件和这些实施例的实验结果在表16中列出。
表16的结果显示异丁烯的添加时间对收率没有显著影响。


实施例30
烷基化/酯化反应和水解反应基本上按照实施例28所述的方式进行。所有烷基化/酯化反应在300毫升圆底烧瓶中进行，该烧瓶配备有Teflon涂覆的磁力搅拌器，用热电偶控制温度，热电偶插入Teflon热阱中并与温度控制器相连接。反应烧瓶浸没入丙酮‑干冰冷却浴中。
在代表性实验中，先向300毫升ACE圆底反应烧瓶中加入98％硫酸(22.8毫升；41.9克；0.428摩尔)和庚烷(30毫升)。将该烧瓶冷却到‑15℃，此时使乙烯压力缓慢升高到110psi，并在整个实验中保持该设置。向第二个75毫升ACE烧瓶中加入庚烷(20毫升)和异丁烯(20毫升；12克；0.214摩尔)。将第二个烧瓶加压到120psi，并将庚烷/异丁烯混合物以0.2毫升/分钟的速率滴加入300毫升反应烧瓶中。在添加期间，温度保持为‑15℃。将异丁烯溶液加入搅拌的酸/庚烷悬浮液中需要3小时。再搅拌20分钟。逐渐释放乙烯压力，温度升高到0°C，以不使温度超过0℃的速率加入水(100毫升)。分离庚烷层，酸性硫酸酯层送入500毫升两颈圆底烧瓶中，该烧瓶配备有在支臂中的suba密封septa和Vigreux柱、Dean Stark接受器和在中心颈的回流冷凝器。在蒸馏期间，在Dean Stark接受器中收集水冷凝物并连续返回到蒸馏烧瓶中。收集有机冷凝物，用GC‑MC分析。反应条件和所得的结果在表17中列出。
在该实施例的实验中观察到：溶剂(庚烷)对异丁烯的最佳体积比率是约1.25‑2.5，其中向反应烧瓶中加入的初始进料中为约0.75‑1.5毫升庚烷/毫升异丁烯，并将0.5‑1.0毫升庚烷/毫升异丁烯与异丁烯一起加入；戊烷是一般在烷基化/酯化反应中提供最有利结果的溶剂；硫酸对异丁烯的比率最优选为约2.5；最佳的烷基化/酯化反应温度在约‑15℃的范围内；在进行反应的规模方面，最佳异丁烯添加速率是0.2毫升/分钟，向水解反应的最佳水进料量是约100毫升；用于添加水的最佳温度是0℃；在烷基化/酯化反应之后立即添加水有助于使在从反应性蒸馏得到的馏出物的有机相中的有色体最少。




在反应性蒸馏中，观察到大部分醇作为上层分离的相聚集在蒸馏塔中，并与酸相接触，导致选择性降低和有效地降低收率。在用于解决该问题的策略中，最有效的是使用癸烷作为用于两个反应步骤中的溶剂。可以另外考虑采用液/液萃取在醇形成时立即除去醇；但在该实施例的实验中未检测液/液萃取。
实施例31
向1升反应器中加入96重量％硫酸(98.94克；1摩尔)和庚烷(200毫升；133.3克，1.33毫摩尔)。在用氮气吹扫该体系后，在约1500rpm的搅拌速率下，将反应物冷却到约‑15℃。在该温度下，施加120psig乙烯的塔顶压力，并在反应过程中保持该压力。在施加乙烯压力后5分钟，开始以1毫升/分钟的速率计量加入异丁烯(异丁烯的密度＝0.59，0.59克/分钟)，同时使反应保持在‑15℃，开始以1.25克/分钟的速率计量加入硫酸(96％)。在同时加入异丁烯和硫酸3小时之后，终止加入硫酸(总共向反应中加入323.6克硫酸，3.17摩尔)，并再继续加入异丁烯1.5小时，其中从开始的1毫升/分钟连续下降到0.5毫升/小时(2.61摩尔异丁烯总添加量)。乙烯的塔顶压力在异丁烯添加终止时放空(在这些条件下，乙烯的总吸收量是2.82摩尔)。从反应器中取出粗反应物，并使其分离成两个液体层。上层是浅黄色液体(295.9克，162.6克增重)，底层是粘性的黄色油(490.3克，166.7克增重)。
通过在CDCl3中的1H NMR分析这些层，硫酸烷基酯基团对已知添加量的甲苯(NMR内标)积分，得到硫酸3，3‑二甲基丁基酯基团的摩尔％。(46.7％收率，基于硫酸；52.5％收率，基于乙烯；56.8％收率，基于异丁烯)。
从上述反应得到的酸层(490.3克)加入3升烧瓶中，并向其中滴加入水(980.6克)，同时在冰浴中冷却酸层。所得的水解反应混合物然后加热到99‑111℃的塔温，其间通过蒸馏回收水和3，3‑二甲基丁醇的共沸物。收集并分析三个连续的塔顶馏分，结果在表18中列出。
回收的3，3‑二甲基丁醇的总重量是90克(1.12摩尔)，基于硫酸的总收率是27.8％，基于乙烯的总收率是31.3％，和基于异丁烯的总收率是33.8％。
表18：反应性蒸馏的结果
 馏分#1馏分#2馏分#3塔顶温度°C73‑8383‑8686塔温°C99‑108107‑111111重量(克，有机物)20.5179.6535.93，3‑DMB醇的重量(克)855.426.6
实施例32
向1升反应器中加入96重量％硫酸(98.04克；1摩尔)和庚烷(200毫升；133.3克，1.33毫摩尔)。在用氮气吹扫该体系后，在1500rpm的适宜搅拌速率下，将反应物冷却到约‑15℃。在该温度下，施加120psig乙烯的塔顶压力，并在反应的开始3小时中保持120psig。在施加乙烯压力后5分钟，开始以1毫升/分钟的速率计量加入异丁烯(异丁烯的密度＝0.59，0.59克/分钟)，同时使反应保持在‑15℃，开始以1.56克/分钟的速率计量加入硫酸(96％)。在同时加入异丁烯和硫酸3小时之后，终止加入硫酸(总共向反应中加入380.24克硫酸，3.72摩尔)，乙烯储库与反应器靠近，并再继续加入异丁烯1.5小时，其中从开始的1毫升/分钟连续下降到0.5毫升/小时(2.61摩尔异丁烯总添加量)。乙烯的塔顶压力在异丁烯添加终止时放空(在这些条件下，乙烯的总吸收量是2.3摩尔)。从反应器中取出反应物，并使其分离成两个液体层。上层是浅黄色液体(166克，32.7克增重)，底层是粘性的黄色油(524.25克，144克增重)。
通过在CDCl3中的1H NMR分析这些层，硫酸烷基酯基团对已知添加量的甲苯(NMR内标)积分，得到硫酸3，3‑二甲基丁基酯基团的摩尔％。(48.3％收率，基于硫酸；78.3％收率，基于乙烯；69％收率，基于异丁烯)。
从上述反应得到的524.25克酸层加入3升烧瓶中，并向其中滴加入1048.5克水，同时在冰浴中冷却酸层。所得的水解反应混合物然后加热到99‑111℃的塔温，其间通过蒸馏回收水和3，3‑二甲基丁醇的共沸物。
回收的3，3‑二甲基丁醇的总重量是114.6克(1.12摩尔)，基于硫酸的总收率是30.2％，基于乙烯的总收率是48.8％，和基于异丁烯的总收率是43.1％。
实施例33
向1升反应器中加入96重量％硫酸(135克；1.32摩尔)和庚烷(480毫升；319克)。在用氮气吹扫该体系后，在约1500rpm的搅拌速率下，将反应物冷却到约‑15℃。在该温度下，施加115psig乙烯的塔顶压力，并在反应过程中保持115psig。在施加乙烯压力后5分钟，开始以0.24毫升/分钟的速率计量加入异丁烯(异丁烯的密度＝0.59，0.14克/分钟)，同时使反应保持在‑15℃。在加入异丁烯(0.55摩尔)3.5小时之后，放空乙烯的塔顶压力(在这些条件下，乙烯的总吸收量是2.28摩尔)。从反应器中取出反应器内容物，并使其分离成两个液体层。上层是浅黄色液体(338.8克，14.8克增重)，底层是粘性的黄色油(168.5克，33.5克增重)。
通过在CDCl3中的1H NMR分析这些层，硫酸烷基酯基团对已知添加量的甲苯(NMR内标)积分，得到硫酸3，3‑二甲基丁基酯基团的摩尔％。(24％收率，基于硫酸；13.9％收率，基于乙烯；57.6％收率，基于异丁烯)。
从上述反应得到的酸层(168.5克)加入1升烧瓶中，并向其中滴加入水(337克)，同时在冰浴中冷却酸层。所得的水解进料混合物然后加热到99‑111℃的塔温，其间通过蒸馏回收水和3，3‑二甲基丁醇的共沸物。
回收的3，3‑二甲基丁醇的总重量是29.7克(0.29摩尔)，基于硫酸的总收率是22％，基于乙烯的总收率是12.8％，和基于异丁烯的总收率是52.8％。
实施例34
在表19给出的特定条件下通过实施例33所述的步骤制备粗硫酸烷基酯的三个批料，以提供表19所给出的收率。
表19：用于水解研究的生成硫酸烷基酯混合物的间歇反应

每批料分成三个等份，对其中一个等份进行对比实验，对其它两个等份改变水解条件。下表20概括了该研究的结果。如该表所示，一个实验中采用实施例33中的水解水添加量的两倍，另一个用0.5倍水添加量添加，再另一个在水解期间在回流条件下进行，再另一个在反应性蒸馏温度下(99‑110℃)向富液层中加入水，另一个在该温度下将富液加入水中。
表20：对3，3‑二甲基丁醇的水解研究

实施例35
如上所述，乙烯、异丁烯和硫酸向硫酸3，3‑二甲基丁基酯的转化被两个主要的竞争反应所复杂化。硫酸与乙烯的竞争性反应导致形成硫酸乙酯基团，这是一个竞争性路线，预期随着乙烯压力的增加将变得更显著(浓度增加)。重要的是，另一个主要的副反应，即异丁烯的低聚反应预期随着异丁烯对乙烯相对量的增加而增加。这些竞争性副反应由于其与各自烯烃的相对浓度的对立关系，使得形成硫酸3，3‑二甲基丁基酯所需条件/浓度的最佳范围成为必要。上述实施例7描述了通过向含有庚烷和乙烯的反应区连续引入硫酸和异丁烯而以高选择性生成硫酸3，3‑二甲基丁基酯的条件。下表21的第一列概括了该方法的结果。在对该反应的继续研究中，将规模从100毫升反应区增加到1升反应区。下表21进一步概括了通过将小规模反应改成1升规模条件得到的结果。
表21：对硫酸3，3‑二甲基丁酯的1升反应器研究


实施例36
一般来说，在完成添加异丁烯时，通过释放在反应体系中(在乙烯恒压下反应)的过量乙烯压力来终止反应。为了降低与从体系中释放乙烯有关的收率损失，研究了能在放空该体系之前降低反应体系中乙烯含量的反应条件。通过在3小时总反应时间后(此时完成添加硫酸)停止向反应体系连续进料乙烯所获得的结果在上表21中列出。
可见由于在反应完成时吹扫引起的乙烯损失较少，基于消耗的乙烯的产物收率显著增加。
由于上述工艺参数的变化，获得在收率和产量方面的显著益处(1bs产物对反应物/溶剂的体积)。
实施例37
进行催化脱氢实验，以便比较改变购自Engelhard Corporation的催化剂材料装载量的作用。

对得自Engelhard Corporation的商品催化剂Cu‑0330XLT的XRF分析得到以下元素组分：

由Engelhard提供的物理性能检测值在下表22中列出。
表22：催化剂性能
催化剂Cu‑0330XLT表面积(米/克)30孔体积(毫升/克)0.16密度(克/毫升)1.63压碎强度(1b/mm)11.3颗粒类型片剂粒径(直径，以英寸计)0.125
进行B.E.T.表面积和孔体积分析，得到以下数据：
B.E.T.表面积    26.6米2/克
总孔体积    0.118厘米3/克
进行实验以比较在含有纯度为94％的5％醇(其余为水)的进料气体总流速200sccm(3.33cm s‑1)、氦气作为稀释剂和在约320°C床层温度下，三个不同的催化剂装载量(1克、2克和4克)的作用。在1克催化剂装载量下进行的反应实验中，向醛的转化率在开始后第1小时内从约58％升高到约90％，然后立即开始下降，线性下降直至在开始后约24小时终止实验。于24小时下的转化率是约75％。
在4克催化剂装载量下进行的反应实验中，向醛的转化率在开始时为约93％，在先开始的几个小时内下降到约90％，在4小时后回升到约93％，并保持在92‑94％直至约90小时，此后逐渐下降，在100小时为约92％，在125小时为90％，和在实验结束时为88％(142.5小时)。
在使用适中的催化剂装载量(2克)的实验中，向醛的转化率在开始1或2小时内从约63％升高到约90％，保持在约90％直至约21小时，约37小时后逐渐下降到约86％，然后终止实验。
上述结果表明失活的开始时间与催化剂重量的增加不是线性相关的。在恒定的流速下，催化剂重量的变化直接影响在催化剂表面上气体的接触时间。
接触时间＝(催化剂体积)/(总气体流量)

这些数据表明在该实施例的进料组成、温度和流动条件下操作的8克催化剂床将不会失活，直至约340小时的操作时间。
自然地假设催化剂的增加可能导致选择性降低(较高数目的活性点可能对应于较大的二次反应几率)。但是，产物气体的分析表明在4克催化剂实验中，在先开始的3或4小时后，选择性保持超过98％，且在实验的剩余时间内逐渐变化到在反应结束(142.5小时)时的略高于99％。在1克催化剂装载量下，选择性在实验开始时的约97％逐步升高到结束(24小时)时的约98.5％或98.7％。在2克催化剂装载量下，选择性比上述任何实验都差，从反应早期的约95.2‑95.4％逐渐升高到结束时的约97.6‑97.8％，有几个例外值低于95％。所以在提供最佳催化剂寿命的催化剂装载量的范围内，选择性不会随着催化剂的添加量而降低；实际上，选择性在使用最大量催化剂的情况下略高(选择性也显示物流随着运行时间有利于醛的形成)。
在恒定流速下添加的催化剂重量(体积)对催化剂产量有直接影响。
产量＝产物质量/单位催化剂单位时间；P＝毫摩尔醛/克催化剂小时
在含有5体积％3，3‑二甲基丁醇的200sccm进料气体和4克催化剂装载量下操作，产量达到6毫摩尔产物/克催化剂每小时(0.6千克/千克小时)。在出现失活后(由醛产量的降低和从反应器排出的醇的增加显示)，可以计算失活的线性部分的速率常数(参见下表23)。
失活速率不仅随着催化剂的增加而在数量上降低，而且速率的降低与由添加更多催化剂得到的额外稳定性不是线性相关的。
表23：失活与催化剂装载量的关系

这种非线性的作用与产量有关，在上表的最后一列中显示(线性响应将得到恒定的产量/失活)。
以上分析表明催化剂添加量的增加将通过以下方式延长催化剂的寿命：1)在可观察到的失活之前增加运行时间和2)降低失活速率。因为从增加的催化剂寿命得到的益处超过了与催化剂产量降低有关的损失，所以可以希望在工业操作中使用装载量相对于为满足开始时满意的转化率所需量显著过量的催化剂。例如，在加入反应器的进料气体中约4‑6体积％的醇含量下，可以特别优选提供充足的催化剂添加量以使正常的操作空速小于约2.0秒‑1，更优选为约1.0‑1.5秒‑1。在后一范围内的空速延长催化剂寿命，同时保持合理的产量，例如在约0.45‑0.75千克3，3‑二甲基丁醛/克催化剂‑小时的范围内。
实施例38
在另一系列厌氧脱氢实验中，在恒定的醇进料(可变％)和恒定重量的催化剂(2克Cu‑0330XLT)下改变进料气体流速(150‑300sccm)。下面显示合成醛的结果。在恒定添加量下改变流速导致接触时间的变化。醇的恒定流速(10sccm)导致物流中的醇的可变％。

在恒定流速的醇下，尽管总流速改变，但是只要转化率恒定，则产量应该不受影响。这些实验的对比数据显示在恒定醇速率下由于总气体流速的变化所引起的醛产量变化很小(所以不是醇转化率)。但是，发现选择性随着气体浓度的增加而降低到这样的程度，在20小时运行时间后，在200sccm和5％气体强度下的选择性已适中地升高到约98％，而在150sccm和6.67％气体强度下的选择性已逐步降低到约94.5％。有趣的是，在300sccm和3.33％气体强度下的选择性在19小时时降低到略低于97％。在更长的反应时间下，选择性可以进一步显示出差别。
考虑到催化剂寿命对相应于3，3‑二甲基丁醇进料速率的催化剂装载量的依赖性，以及性能作用与总流速无关，操作的优选方式可以由产物的空速和在进料气体中3，3‑二甲基丁醇的体积分数来表示，其应该在0.05‑约0.08(毫升醇)(毫升进料气体‑秒)‑1的范围内。
实施例39
在工业操作条件下，常用稀释剂例如氮气将比氦气更优选(所有上述实施例都使用氦气稀释醇)。用1克Cu‑0330XLT和5％醇在200sccm总流速和约310℃床层温度下研究用氮气代替氦气作为稀释剂的效果。用氮气代替氦气作为稀释剂对向醛的转化没有显著的影响。
实施例40
在该实施例的实验中，在脱氢实验过程中已失活的铜催化剂进行氧化再生反应。
从TEM研究可见，失活与铜颗粒的烧结有关。烧结作用(颗粒的聚集)导致铜表面积降低，进而导致活性点减少。对这种聚集现象的原因仍然不十分清楚。进行实验以确定铜颗粒的再次氧化是否使铜再次分散从而增加其表面积。
开始的努力集中于在与正常操作条件(约320℃)相等的反应温度下引入氧气(在氦气中稀释成10％)。进行一系列的三个脱氢循环，其中两个是中间的再生循环。
脱氢反应通过将含有在氦气中5体积％3，3‑二甲基丁醇的进料气体在200sccm速率下引入含有1克Cu0330XLT催化剂的催化剂床中来进行，在320℃温度下操作。
发现催化剂的第一次氧化“再生”实际上对醇向醛的转化有不利影响，并对稳定性有不利影响(转化率与时间的关系曲线斜率)。在第一次循环结束时的转化率在10小时后为约80％。在再生之后，转化率相当低，在再次处理之前仅仅恢复到最大为约70％。但是，第二次再生循环证明能有效地使催化剂的转化率‑时间关系曲线恢复到在第二次循环中所显示的大约相同水平的性能。
与将氧气引入“还原的”(已用的)催化剂床有关的温度变化表明发生了放热(假设为还原的铜氧化成氧化铜)。因为显著放热可能实际上引起催化剂的进一步烧结，对在较温和的“再生条件”进行进一步研究。在后一实验中，含有10％氧气(用氦气稀释)的再生气体在250°C床层温度下引入脱氢循环中。在加入氧气时再次发生放热，其中氧气的添加在30分钟处理时间内完成。但是，与氧气在320°C下的再生不同，在250°C下的较温和的处理使催化剂恢复到较高的活性百分率。催化剂的选择性仅仅稍微受所述处理的影响。从脱氢实验和然后在250°C再生下的操作数据证明第一次再生导致活性的恢复(基于失活程度，为约55％，通过醛的产率证明)。第二次再生处理导致更大的再活化百分率(尽管纯活性随着循环的进行而逐步降低)。
实施例41
进行一系列脱氢实验，以便比较在含有纯度大于99％的5％醇的进料气体总流速200sccm(3.33cm s‑1)、氦气作为稀释剂和在约320℃床层温度下，催化剂装载量(1克、2克和4克)的作用。在约320℃床层温度下，发现与使用1克和2克催化剂的实验相比，在使用4克催化剂的脱氢实验中的选择性在开始的15‑20小时内显著较低。在基本上全部脱氢实验期间，1克或2克催化剂床提供大于90％的选择性。在使用4克催化剂床的实验中，选择性从先开始的大于90％下降到在约6或7小时时的小于70％，然后在20小时逐步升高到大于90％，并在随后的操作中保持该水平。醛的产量基本上依照与选择性相同的形式。
对在4克催化剂反应中得到的副产物进行的分析表明催化剂的增加(接触时间增加)导致在烯烃和酯形成反应方面的大幅度早期增加。这些副产物的形成程度显著地随着时间的延长而降低(从而导致醛的选择性增加)。
在过量催化剂条件下(较长的接触时间)提高Cu‑0330CE性能的尝试通过1)降低床层温度和2)改变用于使催化剂床达到反应温度的“上升”条件(对所有反应的标准温度程式，除非包括在250°C下2小时内的初始升高)来实现。不同的温度程式用于使用4克Cu‑0330CE的三个脱氢反应实验。在第一个使用上述实施例所常用的条件的实验中，床层温度在约2小时内从250℃上升到约310°C，并保持在约310°2；在第二个实验中，温度在约2小时内从约210℃上升到约280℃，并保持在约280°C；在第三个实验中，温度在约210℃保持约4小时，在约2小时内上升到约280℃，然后保持在约280℃。
使最高反应温度从310℃降低到280℃(床层温度)导致在操作的开始10小时内对醛的选择性和总的醛产率显著增加。在220℃下保持4小时，在早期选择性方面提供的额外益处最小，并导致转化率的显著损失。
尽管发现将反应温度降低到280℃能有效地在脱氢实验早期在合理的产量下达到高选择性，但是反应温度的降低不利地影响反应平衡，从而不可避免地降低可达到的转化率。在低于300℃操作的工业生产设备中，例如通过蒸馏从脱氢反应的3，3‑二甲基丁醛产物中除去未反应的3，3‑二甲基丁醇和将醇循环到脱氢反应中可能是必要的。在每种情况下，通过在280℃或290℃下操作所达到的较长催化剂寿命方面的益处将需要胜过与不完全转化和3，3‑二甲基丁醇循环到脱氢反应器时循环的成本和操作有关的增加。但是在显著低于275℃的操作温度下，催化剂寿命实际上受损。
实施例42
关于水在3，3‑二甲基丁醇中的溶解度是约6重量％，加入工业反应器中用于制备3，3‑二甲基丁醛的进料气体将通常含有约6％水(13.6摩尔％)，以醇为基准。脱氢实验按照实施例41所述的方式使用94％3，3‑二甲基丁醇/6％水的混合物进行(不同的是，在280℃床层温度下使用4克催化剂；Cu‑0330CE催化剂)。通过该置换观察到的仅有的差别是向由烯烃和酯制备酸副产物的方向转移。
实施例43
用氧气(10％在氦气中)在250℃下在已使用的1克样品上研究Cu‑0330CE的再生。分别在320℃、200sccm进料气体速率和在进料气体中5％的3，3‑二甲基丁醇含量下进行三次脱氢循环。在第一次循环中，向3，3‑二甲基丁醛的转化率在75小时实验内基本上稳定在约88％。在第二次操作中(在第一次再生循环后)，向3，3‑二甲基丁醛的转化率在开始的50小时内基本上线性地从约87％降低到约85％，然后在随后的15小时内更迅速地从85％降低到约82％。在第三次操作中(在第二次再生循环之后)，转化率在20小时后从开始的约86％线性降低到约84％。
尽管看来氧气处理仅仅导致对催化剂性能的不利影响，但是难以根据该特定催化剂的寿命来下结论(在75小时的连续操作后，没有观察到活性的显著降低)。完全可能的是，氧气处理对性能的结果几乎没有影响，这通过副产物形成的方式表现出来。从第一次循环结束时到第二次循环开始，可见烯烃产量变化极小。该形式表明烯烃的产量随着时间的延长正常地下降。酯的形成确实随着在每个连续循环下该副产物的较大产量而变化。酸的生成，在所有情况下可以忽略，不会随着每个连续循环下正常形式而变化。醚的形成可以随着每次循环而略微增加；但是，该变化最小，和可以连续增加。
实施例44
在5重量％醇在200sccm气体总流速的标准条件下在不同温度下评价作为脱氢催化剂的ZuO(加入CaO作为稳定剂)。
转化率不如Cu催化剂的效果好。在370℃范围内，醛的收率稳定在约33‑35％下。将温度提高到400℃使醛的收率增加到约45‑46％，然后在随后的2小时内下降到约40％。对醛的选择性为约80‑85％。
实施例45
由于热力学的限制，上述厌氧催化脱氢反应只在高温下适合工业生产。将氧气引入脱氢反应使得反应成为放热的，进而在热力学上更有利。这应该允许在基本上较低的温度下操作(在脱氢反应在热力学限制和无动力学限制的操作情况下)。

用上述氧化锌催化剂研究氧化脱氢反应。将含有5体积％3，3‑二甲基丁醇的进料气体引入装有氧化锌催化剂(4克)的管状反应器。将氧气开始以约1.5体积％的浓度加入进料气体。在基本上绝热条件下开始氧化脱氢，使温度从约260℃升高到约320℃。在约1小时40分钟的操作后，氧气分数增加到约2.5体积％，并在350℃下继续反应。在开始的1小时内，醛的收率逐渐从0增加到约30％，并保持在该水平下，只要氧气浓度保持为1.5％。当氧气浓度增加到2.5％时，醛收率增加到约40％，并在剩余的实验时间中，即在氧气浓度增加后稍小于2小时，保持在大约该水平下。在1.5％氧气下选择性为约85‑90％，在2.5％氧气下选择性为约80％。
尽管在氧化锌上的氧化脱氢反应的转化率和选择性不如在铜催化剂上的厌氧脱氢反应那样有利，但是加入2.5％氧气在350℃下提供比在365℃下在氧化锌上的厌氧脱氢反应稍高的3，3‑二甲基丁醇收率。
氧气的添加(在反应物流中至少达到2.5％氧气)对醛的生成有积极作用(由从1.5％到2.5％氧气产量方面的增加表现出来)，在选择性上没有任何显著的变化。在无氧条件下进行的反应与上述氧气实验之间的比较(不完全是温度相差15℃的直接比较)如下所示。
再次观察到转化率的显著增加。在该实验中得到的副产物增加如下所示。
最主要的副产物是取决于氧气添加浓度的烯烃的形成。
由上可见，可见达到了本发明的几个目的，获得其它有利的结果。
在不偏离本发明的范围的情况下可以对上述组成和方法进行各种改进，在以上说明书和附图中所含的内容都只是用于说明，而不会限制本发明。
根据本发明，提供了以下内容：
1.一种制备3，3‑二甲基丁醛的方法，包括：
通过使异丁烯、乙烯和无机酸反应来制备3，3‑二甲基丁醇的酯；
水解所述酯以制备3，3‑二甲基丁醇；和
将3，3‑二甲基丁醇转化成3，3‑二甲基丁醛。
2.根据项目1的方法，其中所述酯的制备包括使乙烯和异丁烯与硫酸进行接触，从而形成3，3‑二甲基丁醇的硫酸酯。
3.根据项目2的方法，其中异丁烯、乙烯与硫酸的反应制得酯产物，该酯产物选自3，3‑二甲基丁基氢硫酸酯、硫酸二(3，3‑二甲基丁基)酯、硫酸3，3‑二甲基丁基乙基酯和其混合物。
4.根据项目2的方法，其中使异丁烯和乙烯基本上同时与硫酸接触。
5.根据项目4的方法，其中将乙烯和异丁烯引入含有有机溶剂和硫酸的凝聚相反应介质中。
6.根据项目5的方法，其中将含有有机溶剂和烃反应物的进料溶液引入含有硫酸的凝聚相反应介质中，其中所述烃反应物选自乙烯、异丁烯及其混合物。
7.根据项目5的方法，其中将含有硫酸的物流和含有机溶剂和烃反应物的进料溶液同时引入烷基化/酯化反应区中，其中所述烃反应物选自乙烯、异丁烯及其混合物。
8.根据项目5的方法，其中将异丁烯和乙烯连续或间歇地引入在烷基化/酯化反应区内的所述凝聚相反应介质中，和从所述反应区连续或间歇地取出含有硫酸3，3‑二甲基丁基酯的烷基化/酯化反应混合物。
9.根据项目5的方法，其中将异丁烯和硫酸同时加入用乙烯加压的间歇反应器中。
10.根据项目9的方法，其中硫酸以相对于异丁烯添加摩尔速率过量的摩尔速率加入，硫酸的添加速率与异丁烯的添加速率的摩尔比是约1.2‑1.7，在完成添加异丁烯之前约1‑5小时内基本上完成硫酸的添加。
11.根据项目10的方法，其中异丁烯的添加速率与硫酸的添加速率的积分平均摩尔比是约0.6‑0.75。
12.根据项目5的方法，其中在所述烷基化/酯化反应期间在所述烷基化/酯化反应区内的溶剂与硫酸的体积比不大于约4∶1。
13.根据项目12的方法，其中所述溶剂与硫酸的体积比不大于约3∶1。
14.根据项目13的方法，其中所述溶剂与硫酸的体积比不大于约2.5∶1。
15.根据项目14的方法，其中所述体积比为约1至约2.5∶1。
16.根据项目2的方法，其中在高于乙烯临界温度的温度下使乙烯、异丁烯和硫酸在烷基化/酯化反应区接触。
17.根据项目1的方法，其中所述反应在低于约10℃的温度下进行。
18.根据项目1的方法，其中：含有3，3‑二甲基丁醇的硫酸酯的烷基化/酯化反应混合物通过乙烯、异丁烯和硫酸在有机溶剂存在下反应获得，所述反应混合物含有有机相和富液相，所述有机相含有所述溶剂，和所述富液相含有所述酯和所述无机酸；
将所述富液相从所述有机相中分离出来；和
在所述富液相中所含的硫酸3，3‑二甲基丁基酯被水解以制备3，3‑二甲基丁醇。
19.根据项目18的方法，其中水解制得含有废酸相和含3，3‑二甲基丁醇的有机水解物相的水解反应混合物。
20.根据项目19的方法，其中所述有机水解物相进行蒸馏以回收3，3‑二甲基丁醇。
21.根据项目20的方法，其中在其蒸馏之前，所述有机水解物相与用于中和所含残余无机酸的碱接触。
22.根据项目18的方法，其中含有所述富液的水解进料混合物在水的存在下在反应性蒸馏水解反应区内加热，以进行所述酯的水解和从水解反应混合物中蒸馏出3，3‑二甲基丁醇。
23.根据项目22的方法，其中所述水解进料混合物通过将水引入所述富液中来制备，稀释的热量通过冷却除去，其中在基本上全部稀释过程中加入水以保持经稀释的富液的温度不超过约50℃。
24.根据项目23的方法，其中所述水解进料混合物连续或间歇地引入所述水解反应区内，将热量引入所述用于蒸馏出3，3‑二甲基丁醛的反应区内，连续地从所述反应区取出含有3，3‑二甲基丁醛的塔顶物流，连续或间歇地从所述反应区取出含有废硫酸的塔底物流。
25.根据项目22的方法，其中将水加入所述富液中，其中水/富液的重量比为约0.3‑0.7。
26.根据项目18的方法，其中将所述富液与化学计量过量的碱反应以使pH值增加到足以进行碱性水解。
27.根据项目1的方法，其中将3，3‑二甲基丁醇与用于将该醇氧化成3，3‑二甲基丁醛的氧化剂接触。
28.根据项目27的方法，其中所述氧化剂含有能使醇化学计量氧化成相应醛的氧化铜。
29.根据项目1的方法，其中使3，3‑二甲基丁醇与能使3，3‑二甲基丁醇脱氢转化成3，3‑二甲基丁醛的催化剂接触。
30.根据项目29的方法，其中所述催化剂能进行3，3‑二甲基丁醇的厌氧脱氢反应，所述催化剂在基本上没有分子氧的存在下与3，3‑二甲基丁醇接触。
31.根据项目29的方法，其中所述催化剂能进行3，3‑二甲基丁醇的氧化脱氢反应，使所述催化剂与3，3‑二甲基丁醇和分子氧接触。
32.根据项目29的方法，其中所述催化剂包括活性相，其含有在氧化铜和3，3‑二甲基丁醇之间的化学计量氧化还原反应中所得的铜的还原形式。
33.根据项目29的方法，其中所述催化剂包括活性相，其含有通过使氧化铜与选自分子氢、硼氢化钠、肼的还原剂接触获得的铜的还原形式。
34.根据项目29的方法，其中使气相3，3‑二甲基丁醇经过包含用于将3，3‑二甲基丁醇脱氢转化成3，3‑二甲基丁醛的催化剂的床。
35.根据项目34的方法，其中所述催化剂能使3，3‑二甲基丁醇进行厌氧脱氢反应，所述气相基本上没有分子氧。
36.根据项目34的方法，其中所述催化剂能使3，3‑二甲基丁醇进行氧化脱氢反应，所述气相含有分子氧。
37.根据项目1的方法，其中使异丁烯和乙烯与硫酸在烷基化/酯化反应区内接触，且不需从任何外源将任何有机溶剂引入所述反应区内。
38.根据项目1的方法，其中所述3，3‑二甲基丁醛与L‑α‑天冬氨酰基‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯在还原剂存在下反应以制备N‑[N‑(3，3‑二甲基丁基)‑L‑α‑天冬氨酰基]‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯。
39.根据项目1的方法，其中所述3，3‑二甲基丁醛产物的叔丁基乙酸含量小于约1重量％。
40.一种制备3，3‑二甲基丁醛的方法，包括使3，3‑二甲基丁醇与用于将醇脱氢转化成相应醛的催化剂接触，其中在任何催化剂再生反应的间歇之前，转化率至少为5摩尔3，3‑二甲基丁醛/摩尔催化剂活性相。
41.根据项目40的方法，其中使气相3，3‑二甲基丁醇经过包括用于将3，3‑二甲基丁醇脱氢转化成3，3‑二甲基丁醛的催化剂的催化剂床。
42.根据项目41的方法，其中所述催化剂能使3，3‑二甲基丁醇进行厌氧脱氢反应，所述催化剂在基本上没有分子氧的情况下与3，3‑二甲基丁醇接触。
43.根据项目41的方法，其中所述催化剂能使3，3‑二甲基丁醇进行氧化脱氢反应，所述催化剂与3，3‑二甲基丁醇和分子氧接触。
44.根据项目41的方法，其中所述催化剂选自氧化铜、铜的还原形式、氧化锌、银、金、铂、钯和铂/锡合金。
45.根据项目44的方法，其中所述催化剂含有铜的还原形式。
46.根据项目40的方法，其中所述催化剂不会使对人体有毒的杂质污染3，3‑二甲基丁醇。
47.根据项目40的方法，其中所述催化剂对人体基本上无毒。
48.根据项目40的方法，其中所述脱氢反应在至少约200℃的温度下进行。
49.根据项目48的方法，其中所述脱氢反应在约200°C至约400℃的温度下进行。
50.根据项目49的方法，其中所述脱氢反应在约275℃至约345℃的温度下进行。
51.根据项目50的方法，其中所述脱氢反应在约305℃至约330℃的温度下进行。
52.根据项目50的方法，其中所述脱氢反应在约275℃至约295℃的温度下进行。
53.根据项目50的方法，其中所述脱氢反应在约240℃至约270℃的温度下开始和在一个阶段时间内操作，然后在约275℃至约345℃的温度下操作，所述阶段时间足够长，以使在该阶段开始后90分钟可以达到至少85％的3，3‑二甲基丁醇收率，直至已达到转化率至少为5摩尔二甲基丁醛/摩尔催化剂活性相。
54.根据项目49的方法，其中所述反应在不大于约100psig的总压力下进行，且氢气分压小于约100psig。
55.根据项目54的方法，其中所述氢气分压为约5‑20psig。
56.根据项目54的方法，其中所述3，3‑二甲基丁醛与L‑α‑天冬氨酰基‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯在还原剂存在下反应以制备N‑[N‑(3，3‑二甲基丁基)‑L‑α‑天冬氨酰基]‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯。
57.根据项目40的方法，其中使含有惰性气体和初始含至少约0.5体积％3，3‑二甲基丁醇的气相经过包括用于3，3‑二甲基丁醇脱氢反应的催化剂的固定或流化催化剂床。
58.根据项目57的方法，其中在所述气相中3，3‑二甲基丁醇的初始浓度为约1‑25体积％。
59.根据项目57的方法，其中所述气相初始含有约2.5‑10体积％的3，3‑二甲基丁醇。
60.根据项目57的方法，其中在所述催化剂床上在至少约250℃温度下将3，3‑二甲基丁醇脱氢转化成3，3‑二甲基丁醛。
61.根据项目60的方法，其中所述气相以至少约0.25秒‑1的空速流经所述催化剂床。
62.根据项目57的方法，其中所述催化剂能使3，3‑二甲基丁醇进行厌氧脱氢反应，所述气相基本上不含分子氧。
63.根据项目62的方法，其中所述空速为约1.0‑2.0秒‑1。
64.根据项目63的方法，其中所述空速为约1.0‑1.5秒‑1。
65.根据项目62的方法，其中在气相中流经催化剂床的所述空速的产物与初始体积分数的3，3‑二甲基丁醇的产物控制在0.05至约0.08(毫升醇)(毫升进料气体‑秒)‑1的范围内。
66.根据项目57的方法，其中所述气相初始含有约6重量％水蒸气，基于3，3‑二甲基丁醇。
67.根据项目57的方法，其中所述催化剂能使3，3‑二甲基丁醇进行氧化脱氢反应，所述气相含有分子氧。
68.根据项目57的方法，其中所述催化剂含有铜的还原形式。
69.根据项目68的方法，其中所述催化剂含有载附于惰性载体上的铜，其中惰性载体选自二氧化硅、氧化铝及其混合物、氧化钛、氧化锆、沸石、重晶石、硅藻土和受控孔玻璃。
70.根据项目68的方法，其中所述催化剂通过在3，3‑二甲基丁醇向3，3‑二甲基丁醛的化学计量氧化反应中就地还原氧化铜来制备。
71.根据项目68的方法，其中所述催化剂包括活性相，其含有通过使氧化铜与还原剂接触得到的铜的还原形式，其中还原剂选自分子氢、硼氢化钠和肼。
72.根据项目40的方法，其中所述3，3‑二甲基丁醛与L‑α‑天冬氨酰基‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯在还原剂存在下反应以制备N‑[N‑(3，3‑二甲基丁基)‑L‑α‑天冬氨酰基]‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯。
73.根据项目40的方法，其中所述产物3，3‑二甲基丁醛的叔丁基乙酸含量小于约1重量％。
74.根据项目40的方法，其中在5摩尔3，3‑二甲基丁醛/摩尔催化剂活性相的转化率下3，3‑二甲基丁醛的收率是初始收率的至少80％。
75.根据项目74的方法，其中在任何催化剂再生之前，所述转化率为至少约10摩尔3，3‑二甲基丁醛/摩尔催化剂活性相。
76.根据项目75的方法，其中在10摩尔3，3‑二甲基丁醛/摩尔催化剂活性相的转化率下3，3‑二甲基丁醛的收率是初始收率的至少90％。
77.根据项目76的方法，其中在任何催化剂再生之前，所述转化率为至少约15摩尔3，3‑二甲基丁醛/摩尔催化剂活性相，和在15摩尔3，3‑二甲基丁醛/摩尔催化剂活性相的转化率下的收率是初始收率的至少95％。
78.一种制备3，3‑二甲基丁醇的方法，包括
将含有3，3‑二甲基丁酯和无机酸的水解进料混合物在水的存在下加热，从而水解该酯并制备含有3，3‑二甲基丁醇的水解反应混合物；和
将由水解形成的3，3‑二甲基丁醇从水解反应混合物中蒸馏出来。
79.根据项目78的方法，其中随着水解反应的进行，将3，3‑二甲基丁醇从反应混合物中蒸馏出来。
80.根据项目79的方法，其中所述水解进料混合物含有约10‑75重量％硫酸、约25‑95重量％水和约1‑50重量％3，3‑二甲基丁基氢硫酸酯。
81.根据项目80的方法，其中所述水解进料混合物进一步含有约0.5‑50重量％硫酸二(3，3‑二甲基丁基)酯，所述3，3‑二甲基丁基氢硫酸酯和所述硫酸二(3，3‑二甲基丁基)酯都被水解成3，3‑二甲基丁醇。
82.根据项目80的方法，其中所述蒸馏在约0.1‑2大气压的塔顶压力和约35‑175℃的塔底温度下进行。
83.根据项目82的方法，其中所述蒸馏在塔顶大气压下进行，和在约90‑99℃的温度下收集富含3，3‑二甲基丁醇的塔顶冷凝物馏分。
84.根据项目83的方法，其中所述塔顶冷凝物含有3，3‑二甲基丁醇和水的共沸物。
85.根据项目83的方法，其中所述富馏分含有至少约50重量％3，3‑二甲基丁醇。
86.根据项目85的方法，其中所述富馏分含有约75‑95重量％3，3‑二甲基丁醇。
87.根据项目86的方法，其中所述富馏分冷凝物包括含至少75重量％3，3‑二甲基丁醇的有机相和含不超过约2重量％3，3‑二甲基丁醇的含水相。
88.根据项目87的方法，其中在所述富馏分的所述有机相中所得的3，3‑二甲基丁醇被转化成3，3‑二甲基丁醛。
89.根据项目88的方法，其中所述3，3‑二甲基丁醇通过催化脱氢被转化成3，3‑二甲基丁醛。
90.根据项目89的方法，其中在所述催化脱氢中制得的3，3‑二甲基丁醛与L‑α‑天冬氨酰基‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯在还原剂存在下反应以制备N‑[N‑(3，3‑二甲基丁基)‑L‑α‑天冬氨酰基]‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯。
91.根据项目89的方法，其中所述3，3‑二甲基丁醇产物的叔丁基乙酸含量不超过约1重量％。
92.一种制备3，3‑二甲基丁醛的方法，包括：
使含有3，3‑二甲基丁醇和惰性气体的气相与脱氢催化剂接触，以制备含有3，3‑二甲基丁醛的脱氢反应产物气体，在任何催化剂再生反应的间歇之前，转化率至少为约5摩尔3，3‑二甲基丁醇/摩尔催化剂活性相；和
从脱氢反应产物中回收3，3‑二甲基丁醛。
93.根据项目92的方法，其中含有3，3‑二甲基丁醇和惰性气体的进料气体被引入催化剂床中，该催化剂床含有用于3，3‑二甲基丁醇脱氢反应的催化剂；和从所述床取出所述反应产物气体。
94.根据项目93的方法，其中所述催化剂选自氧化铜、铜的还原形式、银、金、铂、钯和铂/锡合金。
95.根据项目94的方法，其中所述催化剂含有铜的还原形式。
96.根据项目93的方法，其中所述脱氢反应在至少约200℃的温度下进行。
97.根据项目96的方法，其中所述脱氢反应在约200°C至约400℃的温度下进行。
98.根据项目97的方法，其中所述催化剂床的总压力小于约100psig，且氢气分压小于约100psig。
99.根据项目98的方法，其中所述氢气分压为约5‑20psig。
100.根据项目93的方法，其中所述进料气体含有至少约0.5体积％的3，3‑二甲基丁醇。
101.根据项目100的方法，其中所述进料气体含有约1‑25体积％的3，3‑二甲基丁醇。
102.根据项目100的方法，其中所述进料气体含有约2.5‑10体积％的3，3‑二甲基丁醇。
103.根据项目100的方法，其中所述气相以至少约0.25秒‑1的空速流经所述催化剂床。
104.根据项目103的方法，其中所述脱氢反应在约200℃至约400℃的温度和不超过约100psig的氢气分压下进行。
105.根据项目104的方法，其中所述催化剂床的体积和所述催化剂的表面积、活性和选择性足以在小于约10秒的停留时间内使3，3‑二甲基丁醇转化成至少约50％的3，3‑二甲基丁醛。
106.根据项目105的方法，其中在不进行催化剂再生的情况下，在超过30天的持续操作中提供和保持至少约50％的转化率。
107.根据项目106的方法，其中3，3‑二甲基丁醛的回收包括冷却所述脱氢反应产物气体以使3，3‑二甲基丁醛冷凝。
108.根据项目106的方法，其中通过冷却所述脱氢反应产物气体所得的冷凝物进行蒸馏以从其中所含的3，3‑二甲基丁醇中分离出3，3‑二甲基丁醛。
109.根据项目93的方法，其中所述催化剂床包括含有多个阶段的固定床，并装入反应器中，该反应器具有基本上没有催化剂的室，该室位于处于反应气体流经该反应器方向的一对连续的所述阶段之间，向所述室提供经加热的气体以便对由紧邻所述室上游的阶段进入所述室的反应气体进行再次加热。
110.根据项目109的方法，其中所述反应器包括多个基本上没有催化剂的室，每个所述室位于处于气体流动方向的一对连续的所述阶段之间，向每个所述室提供经加热的气体以便对由紧邻所述室上游的阶段进入所述室的反应气体进行再次加热。
111.根据项目92的方法，其中所述催化脱氢制得的3，3‑二甲基丁醛与L‑α‑天冬氨酰基‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯在还原剂存在下反应以制备N‑[N‑(3，3‑二甲基丁基)‑L‑α‑天冬氨酰基]‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯。
112.根据项目92的方法，其中在5摩尔3，3‑二甲基丁醛/摩尔催化剂活性相的转化率下3，3‑二甲基丁醇的收率是初始收率的至少80％。
113.根据项目113的方法，其中在任何催化剂再生之前，所述转化率为至少约10摩尔3，3‑二甲基丁醛/摩尔催化剂活性相。
114.根据项目113的方法，其中在10摩尔3，3‑二甲基丁醛/摩尔催化剂活性相的转化率下3，3‑二甲基丁醛的收率是初始收率的至少90％。
115.根据项目114的方法，其中在任何催化剂再生之前，所述转化率为至少约15摩尔3，3‑二甲基丁醛/摩尔催化剂活性相，和在15摩尔3，3‑二甲基丁醛/摩尔催化剂活性相的转化率下的收率是初始收率的至少95％。
116.一种制备3，3‑二甲基丁醛的方法，包括：
制备含有颗粒脱氢催化剂和3，3‑二甲基丁醇的淤浆；
通过在所述淤浆中的催化脱氢反应将3，3‑二甲基丁醇转化成3，3‑二甲基丁醛，从而制得含有所述催化剂和3，3‑二甲基丁醛的脱氢反应产物淤浆；
从脱氢反应产物淤浆中回收3，3‑二甲基丁醛。
117.根据项目116的方法，其中所述催化剂选自氧化铜、铜的还原形式、氧化锌、银、金、铂、钯和铂/锡合金。
118.根据项目117的方法，其中所述催化剂含有铜的还原形式。
119.根据项目116的方法，其中所述催化脱氢制得的3，3‑二甲基丁醛与L‑α‑天冬氨酰基‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯在还原剂存在下反应以制备N‑[N‑(3，3‑二甲基丁基)‑L‑α‑天冬氨酰基]‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯。
120.一种制备3，3‑二甲基丁醛的方法，包括：
使3，3‑二甲基丁酸或其酯与还原剂接触，从而制备3，3‑二甲基丁醇；和
将3，3‑二甲基丁醇转化成3，3‑二甲基丁醛。
121.根据项目120的方法，其中使3，3‑二甲基丁酸或其酯与选自碱金属硼氢化物和氢化铝锂的还原剂接触。
122.根据项目120的方法，其中通过催化加氢将3，3‑二甲基丁酸或其酯还原成3，3‑二甲基丁醇。
123.根据项目120的方法，其中使3，3‑二甲基丁酸与氢化铝锂接触。
124.根据项目120的方法，其中使3，3‑二甲基丁酸与硼氢化钠接触。
125.根据项目120的方法，其中使3，3‑二甲基丁醇与用于将该醇氧化成3，3‑二甲基丁醛的氧化剂接触。
126.根据项目125的方法，其中所述氧化剂包括能将醇化学计量氧化成相应醛的氧化铜。
127.根据项目120的方法，其中使3，3‑二甲基丁醇与能将3，3‑二甲基丁醇脱氢成3，3‑二甲基丁醛的催化剂接触。
128.根据项目127的方法，其中所述催化剂能使3，3‑二甲基丁醇进行厌氧脱氢反应，所述催化剂与3，3‑二甲基丁醇在基本上没有分子氧的情况下接触。
129.根据项目127的方法，其中所述催化剂能使3，3‑二甲基丁醇进行氧化脱氢反应，所述催化剂与3，3‑二甲基丁醇和分子氧接触。
130.根据项目127的方法，其中所述催化剂包括活性相，其含有由氧化铜与3，3‑二甲基丁醇的化学计量氧化还原反应获得的铜的还原形式。
131.根据项目127的方法，其中所述催化剂包括活性相，其含有通过使氧化铜与选自分子氢、硼氢化钠、肼的还原剂接触获得的铜的还原形式。
132.根据项目127的方法，其中使气相3，3‑二甲基丁醇经过包含用于将3，3‑二甲基丁醇脱氢转化成3，3‑二甲基丁醛的催化剂的床。
133.根据项目132的方法，其中所述催化剂能使3，3‑二甲基丁醇进行厌氧脱氢反应，所述气相基本上没有分子氧。
134.根据项目132的方法，其中所述催化剂能使3，3‑二甲基丁醇进行氧化脱氢反应，所述气相含有分子氧。
135.根据项目120的方法，其中使异丁烯和乙烯与硫酸在烷基化/酯化反应区内接触，且不需从任何外源将任何有机溶剂引入所述反应区内。
136.根据项目120的方法，其中所述3，3‑二甲基丁醛与L‑α‑天冬氨酰基‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯在还原剂存在下反应以制备N‑[N‑(3，3‑二甲基丁基)‑L‑α‑天冬氨酰基]‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯。
137.一种制备3，3‑二甲基丁醛的方法，包括：
将选自1‑氯‑3，3‑二甲基丁烷、1‑溴‑3，3‑二甲基丁烷和1‑碘‑3，3‑二甲基丁烷的基质进行水解以制备3，3‑二甲基丁醇；和
将3，3‑二甲基丁醇转化成3，3‑二甲基丁醛。
138.根据项目137的方法，其中所述基质与含水相在能进行水解的温度下接触。
139.根据项目138的方法，其中所述基质与金属氧化物在超过约200°C的温度下接触。
140.根据项目139的方法，其中所述基质与氧化物在约200℃至约400℃的温度下接触。
141.根据项目137的方法，其中使3，3‑二甲基丁醇与用于将醇氧化成3，3‑二甲基丁醛的氧化剂接触。
142.根据项目141的方法，其中所述氧化剂包括能将醇化学计量氧化成相应醛的氧化铜。
143.根据项目137的方法，其中使3，3‑二甲基丁醇与能将3，3‑二甲基丁醇脱氢成3，3‑二甲基丁醛的催化剂接触。
144.根据项目143的方法，其中所述催化剂能使3，3‑二甲基丁醇进行厌氧脱氢反应，所述催化剂与3，3‑二甲基丁醇在基本上没有分子氧的情况下接触。
145.根据项目143的方法，其中所述催化剂能使3，3‑二甲基丁醇进行氧化脱氢反应，所述催化剂与3，3‑二甲基丁醇和分子氧接触。
146.根据项目143的方法，其中所述催化剂包括活性相，其含有由氧化铜与3，3‑二甲基丁醇的化学计量氧化还原反应获得的铜的还原形式。
147.根据项目143的方法，其中所述催化剂包括活性相，其含有通过使氧化铜与选自分子氢、硼氢化钠、肼的还原剂接触获得的铜的还原形式。
148.根据项目143的方法，其中使气相3，3‑二甲基丁醇经过包含用于将3，3‑二甲基丁醇脱氢转化成3，3‑二甲基丁醛的催化剂的床。
149.根据项目148的方法，其中所述催化剂能使3，3‑二甲基丁醇进行厌氧脱氢反应，所述气相基本上没有分子氧。
150.根据项目148的方法，其中所述催化剂能使3，3‑二甲基丁醇进行氧化脱氢反应，所述气相含有分子氧。
151.根据项目137的方法，其中使异丁烯和乙烯与硫酸在烷基化/酯化反应区内接触，且不需从任何外源将任何有机溶剂引入所述反应区内。
152.根据项目137的方法，其中所述3，3‑二甲基丁醛与L‑α‑天冬氨酰基‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯在还原剂存在下反应以制备N‑[N‑(3，3‑二甲基丁基)‑L‑α‑天冬氨酰基]‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯。
153.一种制备3，3‑二甲基丁醛的方法，包括：
制备3，3‑二甲基丁醇，其中3，3‑二甲基丁醇的制备包括使1‑卤代‑3，3‑二甲基丁烷或1‑酰氧基‑3，3‑二甲基丁烷在碱的存在下进行水解；和
将3，3‑二甲基丁醇转化成3，3‑二甲基丁醛。
154.根据项目153的方法，其中3，3‑二甲基丁醇的制备包括1‑卤代‑3，3‑二甲基丁烷的水解。
155.根据项目153的方法，其中3，3‑二甲基丁醇的制备包括：
使所述1‑卤代‑3，3‑二甲基丁烷与有机酸的盐反应，从而制备3，3‑二甲基丁醇的酯；和
在碱的存在下使所述酯水解以制备3，3‑二甲基丁醇。
156.根据项目153的方法，其中所述3，3‑二甲基丁醛与L‑α‑天冬氨酰基‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯在还原剂存在下反应以制备N‑[N‑(3，3‑二甲基丁基)‑L‑α‑天冬氨酰基]‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯。
157.一种制备3，3‑二甲基丁醛的方法，包括：
将1，2‑环氧基‑3，3‑二甲基丁烷氧化物还原成3，3‑二甲基丁醇；和
将3，3‑二甲基丁醇转化成3，3‑二甲基丁醛。
158.根据项目157的方法，其中通过催化加氢将所述1，2‑环氧基‑3，3‑二甲基丁烷还原成3，3‑二甲基丁醇。
159.根据项目157的方法，其中所述3，3‑二甲基丁醛与L‑α‑天冬氨酰基‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯在还原剂存在下反应以制备N‑[N‑(3，3‑二甲基丁基)‑L‑α‑天冬氨酰基]‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯。
160.一种制备3，3‑二甲基丁醛的方法，包括：
使叔丁基有机金属化合物与环氧乙烷反应形成3，3‑二甲基丁醇；和
将3，3‑二甲基丁醇转化成3，3‑二甲基丁醛。
161.根据项目160的方法，其中所述有机金属化合物选自R‑G和R‑Li，其中R是叔丁基，G选自MgCl和MgBr。
162.根据项目160的方法，其中所述3，3‑二甲基丁醛与L‑α‑天冬氨酰基‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯在还原剂存在下反应以制备N‑[N‑(3，3‑二甲基丁基)‑L‑α‑天冬氨酰基]‑L‑苯基丙氨酸1‑甲基酯。
163.一种制备3，3‑二甲基丁醛的方法，包括使3，3‑二甲基丁醇与用于将醇脱氢转化成相应醛的催化剂接触，所述催化剂对人体基本上无毒。
164.根据项目163的方法，其中所述所述催化剂基本上不含铬。