Способ каталитического гидроксилирования насыщенных или ненасыщенных алифатических соединений (варианты)

Способ каталитического гидроксилирования насыщенных или ненасыщенных алифатических соединений (варианты)

Реферат

Данное изобретение относится к способу гидроксилирования алифатических соединений с использованием окислителя и катализатора окисления.

Известны различные способы получения гидроксилированных алифатических соединений. Большинство таких способов требует многочисленных стадий для получения гидроксилированных продуктов и многие требуют дорогих и/или чувствительных (быстрореагирующих) катализаторов. Теоретически прямое гидроксилирование алифатических соединений должно быть более эффективным с точки зрения цены, чем обычные многостадийные способы.

Raja и Thomas, Chem. Commun. 1999, стр.1841-1842, сообщили, что додекан может быть частично окислен кислородом в автоклаве с образованием додеканола и множества окисленных продуктов. В указанном способе селективность по додеканолу была около 35%. Вследствие наличия множества окисленных продуктов отделение додеканола от окисленных продуктов затруднительно даже с дополнительной стадией разделения.

Кроме того, реакция алифатических соединений и окислителей может быть высокоэкзотермичной. Могут потребоваться дорогие сложные системные устройства для управления избытком тепла. Дороговизна указанных реакций дополнительно возрастает из-за образования отложений кокса из продуктов разложения, образующихся при таких высоких температурах. Кроме того, спекшийся катализатор через небольшие интервалы времени должен быть регенерирован.

Коммерчески важными гидроксилированными алифатическими соединениями являются спирты насыщенных или ненасыщенных алифатических соединений. Спирты указанных соединений применимы при изготовлении детергентов, мыл, поверхностно-активных веществ, агентов, понижающих температуру замерзания смазочных масел. Указанные спирты обычно получают, используя относительно сложные стандартные процессы, такие как оксо- или гидроформилирование длинноцепочечных олефинов. Дополнительными путями получения указанных спиртов являются дегидрогалогенирование алкилгалогенидов.

Для прямого гидроксилирования насыщенных или ненасыщенных алифатических соединений необходимы более экономичные и эффективные способы.

Данное изобретение относится к способу, включающему: непрерывное контактирование в дистилляционном колонном реакторе, имеющем реакционную зону и дистилляционную зону, по меньшей мере одного, насыщенного или ненасыщенного, алифатического соединения с катализатором окисления и окислителем в условиях, эффективных для гидроксилирования указанных алифатических соединений с образованием гидроксилированного продукта, поддерживая, по меньшей мере, часть указанного алифатического соединения в жидкой фазе; непрерывное отделение указанного гидроксилированного продукта от непрореагировавшего алифатического соединения в дистилляционной зоне в условиях, эффективных для испарения указанного непрореагировавшего алифатического соединения и поддержания указанного гидроксилированного продукта в жидкой фазе; и извлечение указанного отделенного гидроксилированного продукта из дистилляционного колонного реактора.

Чертеж является схематическим представлением одного из выполнении данного изобретения, использующего дистилляционный колонный реактор.

Данное изобретение относится к способу прямого гидроксилирования насыщенных или ненасыщенных алифатических соединений ("исходного сырья"), в частности, исходного сырья, содержащего олефиновые и/или парафиновые соединения, предпочтительно содержащие от 6 до 30 атомов углерода, в условиях каталитической дистилляции. Часть указанного исходного сырья поддерживают в жидкой фазе. Исходное сырье гидроксилируют окислителем в присутствии катализатора окисления в условиях, эффективных для гидроксилирования указанного насыщенного или ненасыщенного алифатического соединения и предпочтительно повышающих стабильность и срок службы катализатора.

Более предпочтительно, изобретение относится к каталитическому дистилляционному процессу окислительного гидроксилирования алифатических соединений с образованием соответствующих гидроксилированных производных при температуре и давлении, которые поддерживают, по меньшей мере, часть алифатического соединения в жидкой фазе и управляют теплом, генерированным при экзотермической реакции гидроксилирования. Кипячение непрореагировавшего алифатического соединения делает реакцию по существу изотермической. Снижение рабочей температуры и использование тепла увеличивает срок службы катализатора путем уменьшения и в некоторых случаях предотвращения спекания катализатора.

Алифатические соединения, которые могут быть использованы в качестве исходного сырья, могут быть насыщенными или ненасыщенными, линейными, разветвленными или циклическими. В качестве исходного сырья может быть использовано одно алифатическое соединение или смесь алифатических соединений. Исходные алифатические соединения предпочтительно содержат от 6 до 30 атомов углерода. Алифатические соединения могут быть, например, парафинами, олефинами, ацетиленами, алициклическими соединениями, альдегидами, кетонами и спиртами, которые могут быть замещены галогенами, ароматическими, эпоксидными, нитрильными и/или (дополнительно) карбонильными группами. Хотя алифатические соединения могут содержать ароматические кольца, гидроксилирование у углеродов ароматического кольца не происходит. Предпочтительно исходное сырье содержит, например, парафины и/или олефины, более предпочтительно имеющие среднее число углеродов в интервале 10-18, и алкилбензолы, имеющие среднее число углеродов в интервале 16-20. Особенно предпочтительно, когда исходное сырье содержит смесь насыщенных алифатических соединений, содержащую в основном насыщенные алифатические соединения с числом атомов углерода в интервале от 15 до 18.

Алифатические соединения могут быть получены из фракций перегонки сырой нефти. Указанные фракции перегонки сырой нефти могут быть обработаны для частичного или, более предпочтительно, полного удаления компонентов, содержащих серу и/или азот. Одним из источников фракций перегонки, которые могут быть использованы, являются парафиновые фракции, полученные из гидрообработанного керосина, который может содержать смесь С₉-С₁₈-парафинов.

Дополнительный источник алифатических соединений может быть получен из парафиновой композиции, такой как полученная по способу Фишера-Тропша или при процессе олигомеризации этилена (композиция, которая содержит преимущественно линейные парафины). Линейные парафины, полученные при синтезе Фишера-Тропша, являются, в частности, предпочтительными, так как продукты Фишера-Тропша обычно характеризуются очень низким содержанием серы и азота и эффективны с точки зрения цены. Способ Фишера-Тропша является каталитическим гидрированием СО с образованием композиций, содержащих алифатические молекулярные цепи (алифатические соединения). Продукты Фишера-Тропша содержат или не содержат насыщенные кислородом продукты. Продукт, полученный по способу Фишера-Тропша, может быть гидроизомеризован, гидрокрекирован и/или фракционирован, например, путем перегонки или другим путем, чтобы выделить парафиновый продукт желаемого состава как алифатическое соединение, применимое для способа изобретения. В предпочтительном выполнении алифатическое соединение получают из потока, полученного из процесса Фишера-Тропша и затем обработанного путем гидроизомеризации и/или гидрокрекинга. Указанный способ гидроизомеризации и/или последующего отделения известны, например, из патентов US-A-5866748 и US-B-6184431, которые приведены здесь в качестве ссылки.

Некоторые промышленные способы, применимые для получения алифатических соединений, описаны в книге Robert A Meyers, "Handbook of Petroleum Refinery Processes", 2-е издание, глава 10.6, стр.10.67-10.81 (1996).

Термин "перегнанный" использован здесь для обозначения соединения, которое испарено и сконденсировано в определенном интервале температур при данном давлении. Таким образом, даже алифатические соединения с высоким молекулярным весом могут быть гидроксилированы с применением способа данного изобретения.

Во время каталитической дистилляции одновременно с перегонкой идет реакция гидроксилирования, гидроксилированный продукт удаляют из каталитической зоны по мере его образования. Удаление гидроксилированного продукта минимизирует побочные реакции и разложение гидроксилированного продукта.

Дистилляционную зону реактора поддерживают при температуре и давлении, достаточных для сохранения любого непрореагировавшего алифатического соединения, которое поступает из каталитической зоны в дистилляционную зону, в паровой фазе, предпочтительно при или выше температуры кипения алифатического соединения при данном давлении и температуре, которая ниже температуры кипения гидроксилированного продукта при данном давлении. Непрореагировавшее алифатическое соединение, которое поступает из каталитической зоны в дистилляционную зону, в конце концов достигает точки в реакторе, где оно кипит, и, как результат, температура реактора контролируется температурой кипения алифатического соединения при давлении в системе. За счет теплоты, выделенной в результате экзотермической реакции гидроксилирования, испаряется часть непрорегировавшего жидкого алифатического соединения, но не повышает температуру в реакторе. Реакция гидроксилирования имеет повышенную движущую силу, поскольку продукт гидроксилирования удаляется и не может участвовать в обратной реакции.

В способе согласно изобретению алифатическое соединение гидроксилируют путем дистилляции в присутствии катализатора с образованием гидроксилированного продукта, имеющего более высокую температуру кипения, чем непрореагировавшее алифатическое соединение. Реакция гидроксилирования предпочтительно катализируется катализатором окисления в присутствии окислителя в каталитическом дистилляционном реакторе, называемом также дистилляционным колонным реактором, в условиях, допускающих фракционную перегонку. Катализатор окисления, предпочтительно, представляет собой катализатор на основе молекулярного сита, предпочтительно катализатор, содержащий цеолит. Каталитический дистилляционный реактор имеет каталитическую зону и дистилляционную зону. "Каталитическая зона" означает часть реактора, содержащую катализатор, где окислитель и алифатическое соединение реагируют с образованием гидроксилированного продукта. "Дистилляционная зона", называемая также "зоной фракционирования", означает часть реактора, приспособленную для отделения гидроксилированного продукта от непрореагировавшего алифатического соединения. Предпочтительно, дистилляционная зона представляет собой обычную ректификационную колонну, предпочтительно неотъемлемую от нижерасположенной реакционной зоны.

Гидроксилированный продукт имеет более высокую температуру кипения, чем окислитель и непрореагировавшее соединение, и отделяется от непрореагировавшего алифатического соединения в дистилляционной зоне реактора. Температура по всей линии реактора может меняться в зависимости от реагентов и продуктов. Наиболее высокая температура будет в нижней части реактора, в дистилляционной зоне, и температура вдоль колонны будет температурой кипения композиции в каждой точке колонны при данном давлении. Предпочтительно, реактор функционирует при температуре и давлении, эффективных для испарения непрореагировавшего алифатического соединения по мере приближения к дистилляционной зоне реактора, удерживая гидроксилированный продукт в жидкой фазе. Окислитель предпочтительно остается в газообразном состоянии, и непрореагировавший окислитель извлекают в виде верхнего погона. Гидроксилированный продукт извлекают из дистилляционной зоны, и любое непрореагировавшее соединение может оставаться кипящим или его можно извлечь из дистилляционной зоны и добавить к исходному потоку как свежий (продукт).

В каталитическом дистилляционном реакторе присутствуют две фазы, жидкая фаза, или внутренняя флегма, и паровая фаза. Жидкая фаза более плотная, чем газовая фаза с более высокой концентрацией молекул перед реакцией над катализатором. Фракционированием или перегонкой отделяют гидроксилированный продукт от непрореагировавших веществ, обеспечивая преимущества системы, дающей жидкую и паровую фазы, в то же время позволяющей избегать непрерывного контакта между катализатором, реагентами и продуктами.

Целый ряд возможных конфигураций каталитического дистилляционного реактора, применимых в данном изобретении, включает, но не ограничивает: реактор непрерывного действия с восходящим потоком, реактор непрерывного действия с нисходящим потоком и горизонтальный реактор непрерывного действия. Реактор содержит реакционную или каталитическую зону такого размера, который приспособлен к фиксированному слою катализатора, и дистилляционную зону для отделения гидроксилированного продукта от непрореагировавших веществ. Дистилляционная зона интегрирована с реакционной или каталитической зоной. Примеры каталитических дистилляционных реакторов даны в патентах US № 5476978, 5262576, 5176883, 5243115, 5321181, 5345006, 5215725, 5770782, 5446223 и 5190904, которые приведены здесь в качестве ссылок. Конкретное устройство каталитической дистилляционной колонны и условия процесса сильно зависят от использованных реагентов. Температура устройства и давление могут регулироваться в зависимости от свойств реагентов, включая алифатическое соединение и окислитель, чтобы эффективно гидроксилировать алифатическое соединение и отделять гидроксилированный продукт от реагентов на основе их соответствующих температур кипения при данном давлении.

В предпочтительном варианте осуществления каталитическая зона и дистилляционная зона находятся в одной колонне. Каталитическая зона содержит определенное количество катализатора, и дистилляционная зона содержит ряд обычных разделительных тарелок. Сырье (поток) предпочтительно подают в колонну над катализатором, а окислитель подают в колонну ниже катализатора. Любое непрореагировавшее алифатическое соединение либо извлекают из колонны сразу после того, как оно покидает каталитическую зону, предпочтительно в виде пара, и подают как свежее, либо оставляют кипеть. Верхний погон отбирают из колонны выше каталитической зоны, и он может содержать смесь, состоящую в основном из окислителя и небольшого количества непрореагировавшего соединения. Окислитель предпочтительно отделяют от непрореагировавшего соединения обычными способами и возвращают как свежий.

Подходящими катализаторами являются такие, которые могут катализировать гидроксилирование алифатического соединения в присутствии окислителя. Катализаторами окисления, которые могут быть использованы, включают, но не ограничены ими, катализаторы, содержащие молекулярные сита (катализаторы на основе молекулярных сит), включая цеолиты и нецеолитные материалы и их смеси.

Предпочтительные цеолитные катализаторы содержат один или более модифицированных цеолитов, предпочтительно в кислотной форме. Указанные цеолиты должны иметь большие размеры пор, достаточные для допущения включения алифатических соединений. Предпочтительными цеолитами являются, например, цеолиты структурных типов MFI (например, ZSM-5), MEL (например, ZSM-11), FER (например, фериерит и ZSM-35), FAU (например, цеолит Y), ВЕА (например, бета), MFS (например, ZSM-57), NES (например, NU-87), MOR (например, морденит), СНА (например, шабазит), МТТ (например, ZSM-23), MWW (например, МСМ-22 и SSZ-25), EUO (например, EU-1, ZSM-50 и TPZ-3), OFF (например, оффретит), MTW (например, ZSM-12) и цеолиты ITQ-1, ITQ-2, MCM-56, MCM-49, ZSM-48, SSZ-35, SSZ-39 и цеолиты смешанных кристаллических фаз, такие как, например, цеолит PSH-3. Структурные типы и ссылки на синтезы различных цеолитов могут быть найдены в "Atlas of Zeolite Structure Types" (опубликован от имени Structure Commission Международной цеолитной ассоциации) W.M.Meier, D.H.Olson и Ch. Baerlocher, опубликовано Butterworth-Heinemann, четвертое исправленное издание, 1996. Указанные цеолиты коммерчески доступны в Zeolyst International, Inc. and Exxon Mobil Corporation. Более предпочтительно, цеолит является кристаллическим алюмосиликатом, который может содержать следовые количества бора из сырья, чтобы избежать добавления источников бора с целью повышения содержания бора.

Цеолитный катализатор предпочтительно содержит, по меньшей мере, один металл, выбранный из группы, состоящей из рутения, родия, железа, магния, кобальта, меди, титана и иридия, предпочтительно от примерно 0,01 вес.% до примерно 5 вес.%, наиболее предпочтительно от примерно 0,1 вес.% до примерно 1,5 вес.%. Металл может быть включен в катализатор любым способом, известным из современного уровня техники для включения металлов в цеолиты, таким как ионообмен, пропитка, совместное дробление, физическое смешение, или в процессе синтеза катализатора. В предпочтительном выполнении цеолитный катализатор содержит некоторое количество железа, предпочтительно до примерно 5 вес.%, более предпочтительно от примерно 0,01 вес.% до примерно 1,5 вес.%. Дополнительные примеры цеолитных катализаторов, которые могут быть использованы, могут быть найдены в патентах US № 5762777, 5808167, 5110995, 5874646, 4826667, 4439409, 4954325, 5236575, 5362697, 5827491, 5958370, 4016245, 4251499, 4795623, 4942027 и WO 99/35087, которые приведены здесь в качестве ссылок.

Нецеолитные молекулярные сита также могут быть использованы для катализа гидроксилирования алифатических соединений. Предпочтительными нецеолитными молекулярными ситами, которые могут быть использованы, являются, но не только, микропористые фосфаты алюминия (AlPO's) или кремнийалюминийфосфаты (SAPO's) или их смеси, содержащие металлы, которые способны окисляться и восстанавливаться, такие как предпочтительные металлы Со, V, Mn, Mg, Cu, Ti и Fe. Указанные катализаторы состоят из AlPO's или SAPO's с фракцией Al или ионов фосфата, замещенных во время синтеза ионами переходного металла, от примерно 0,001 вес.% до примерно 0,6 вес.%, предпочтительно от 0,01 вес.% до примерно 0,4 вес.%. Было показано, что AlPO, содержащий Mn, гидроксилирует додецен до додеканола с применением воздуха в качестве окислителя, как описано в Chem. Commun. 1999, стр.1841-1842, приведенном здесь в качестве ссылки. В качестве альтернативы переходный металл может быть внедрен в структуру катализатора после синтеза катализатора с применением средства, включающего, но не ограничивающего, ионообмен, пропитку, совместное дробление и физическое смешение. Дополнительные примеры нецеолитных молекулярных сит, которые могут быть использованы, и способы их получения могут быть найдены в патентах US № 4683217 и 4758419; в Европейских патентах № ЕР 0043562, ЕР 0158976; J. Phys. Chem. 1990, том 94, стр.6425-6464 и стр.6431-6435.

Другими нецеолитными катализаторами, которые могут быть использованы в данном изобретении, являются ванадий-пероксидные комплексы, образованные с применением гидрохинонов для образования пероксидных продуктов, которые превращают в ванадиевые комплексы. Ванадий-пероксидные комплексы могут быть использованы для гидроксилирования алифатических соединений. Описание указанного способа можно найти в патенте US 5912391, приведенном здесь в качестве ссылки.

Может быть использован любой подходящий окислитель. Примерами предпочтительных окислителей (окисляющих газов) являются, но не ограничены ими, закись азота, кислород, воздух и их смеси, из которых закись азота особенно предпочтительна. Закись азота является предпочтительным окислителем для использования с цеолитными катализаторами. Независимо от использованного окислителя молярное отношение окислителя к алифатическому соединению составляет от примерно 1:1000 до примерно 100:1, предпочтительно от примерно 1:1000 до примерно 10:1, наиболее предпочтительно от примерно 1:100 до примерно 1:1. На практике отношение окислителя к алифатическому соединению является стехиометрическим отношением, которое дает желаемый продукт и обеспечивает надежность процесса.

Ниже описан способ со ссылкой на парафины, но способ не ограничен парафинами и может быть использован с любым насыщенным или ненасыщенным алифатическим соединением, предпочтительно содержащим от 6 до 30 атомов углерода. Например, алифатические соединения, содержащие в среднем от 8 до 20 атомов углерода (например, некоторые парафины и/или олефины), могут быть гидроксилированы по способу изобретения до спиртов, содержащих от 8 до 20 атомов углерода. Если желаемым продуктом является парафиновый или циклопарафиновый спирт, предпочтительным исходным сырьем является парафин или циклопарафин соответственно. В более специфическом примере, в случае С₁₅-С₁₈-алифатических соединений или C₁₀-C₁₂-алифатических соединений гидроксилированными продуктами будут С₁₅-С₁₈-спирты или С₁₀-С₁₂-спирты соответственно.

В предпочтительном варианте осуществления каталитическую дистилляцию проводят в дистилляционном колонном реакторе при температуре и давлении, эффективных для гидроксилирования парафинов, с фракционированием или удалением гидроксилированного продукта, спирта парафина, от окислителя и непрореагировавшего парафина. Температура в дистилляционной зоне реактора выше, чем температура в каталитической зоне реактора. Температура внутри реактора равна от примерно 50°С, предпочтительно от примерно 125°С, более предпочтительно от примерно 275°С до примерно 450°С, предпочтительно до примерно 425°С, более предпочтительно до примерно 390°С, так что более низкокипящие компоненты испаряются и перемещаются к верхней части реактора, тогда как более высококипящие компоненты перемещаются к нижней части реактора. Температура в нижней части колонны предпочтительно выше, чем температура кипения парафина, но ниже, чем температура кипения спиртового продукта, для достижения эффективного отделения спиртового продукта от парафина.

Давление в колонне предпочтительно находится в интервале от примерно 0,2 атм до примерно 50 атм, предпочтительно от примерно 0,5 атм до примерно 30 атм. Парциальное давление сырья в колонне находится в интервале от примерно 0,01 атм, предпочтительно от 1 атм, более предпочтительно от примерно 2 атм до примерно 40 атм, предпочтительно до примерно 30 атм, более предпочтительно до примерно 25 атм. С целью достижения более низкого парциального давления реагентов могут быть использованы инертные (не реакционноспособные по отношению к реагентам) газы, такие как, например, азот и аргон.

Температура и давление могут быть отрегулированы внутри вышеуказанных пределов специалистом в данной области путем приведения в соответствие критической температуры и давления исходного сырья таким образом, чтобы в реакционной зоне они были ниже суперкритической температуры и давления. Например, для исходного сырья, которое содержит основное количество, более предпочтительно по меньшей мере 90 вес. %, C₁₅-C₁₈-алифатических соединений, реакцию гидроксилирования предпочтительно проводят в реакционной зоне при температуре в интервале от примерно 270°С до примерно 425°С и давлении в интервале от примерно 5 до примерно 15 атм. В другом примере для сырья, содержащего в основном, более предпочтительно по меньшей мере 90. вес.%, С₁₀-С₁₂-алифатических соединений, реакцию гидроксилирования проводят при температуре в реакционной зоне в интервале от примерно 175°С до примерно 34 5° С и давлении в интервале от примерно 5 до примерно 15 атм.

Парафин может быть добавлен в реактор в любой точке, например, он может быть добавлен выше или в фиксированный слой катализатора или к флегме как свежий. По меньшей мере часть парафина, предпочтительно от примерно 10% до примерно 100%, подают в реактор в жидком состоянии. Окислитель предпочтительно является газом, и его предпочтительно подают в реактор в точке ниже слоя катализатора, позволяя окислителю проникать в слой катализатора, где окислитель контактирует и реагирует с парафином. В реакторе парафин сразу контактирует с катализатором и окислителем и парафин гидроксилируется с образованием спиртового продукта парафина. Получаемый спирт имеет более высокую температуру кипения, чем парафин, что позволяет легко разделять их фракционной перегонкой. В конкретном примере с гексадеканом в качестве исходного сырья гексадеканол имеет более высокую температуру кипения 344°С, чем гексадекан, 287°С, что дает возможность легкого разделения фракционной перегонкой.

Верхний погон, отобранный из дистилляционной колонны, предпочтительно частично конденсируют для отделения непрореагировавшего парафина от непрореагировавшего окислителя. Частично конденсированный верхний погон пропускают через накопитель, где парафин собирают, а газообразный окислитель отбрасывают. Парафин и окислитель могут быть возвращены обратно в дистилляционную колонну.

Предпочтительно тепло, генерированное при реакции гидроксилирования, удаляют из реактора за счет кипячения непрореагировавшего исходного сырья, давая возможность изотермической работы системы. Регулирование тепла в реакторе также продлевает срок службы катализатора.

Способ может быть использован для гидроксилирования других алифатических соединений, таких как разветвленные олефины, с образованием разветвленных спиртов, которые применимы в качестве поверхностно-активных веществ. Гидроксилированием линейных олефинов подобным образом могут быть получены линейные спирты.

Чертеж иллюстрирует одно из выполнений данного изобретения для производства гидроксилированных алифатических или циклических продуктов. Дистилляционный колонный реактор 10 имеет среднюю часть, которая содержит катализатор 12, и нижнюю часть реактора, которая содержит обычную дистилляционную колонну 14 с достаточным числом тарелок для обеспечения отделения гидроксилированного продукта от любого непрореагировавшего сырья. Исходное сырье подают в реактор через линию 16 выше катализатора 12 и окисляющий газ подают в реактор 10 через линию 18 ниже катализатора 12. Реакция является экзотермической и инициируется контактированием окислителя и исходного сырья в присутствии катализатора. Гидроксилированные продукты имеют более высокую температуру кипения, чем непрореагировавшее исходное сырье и окислитель, и их выделяют из колонны через линию 20. Температура в реакторе ниже слоя катализатора выше, чем температура кипения исходного сырья, и ниже, чем температура кипения гидроксилированного продукта, что облегчает отделение непрореагировавшего исходного сырья от гидроксилированного продукта. Непрореагировавшее исходное сырье может быть отобрано из реактора 10 через линию 22 и прибавлено как свежее к исходному сырью через линию 16 в реактор 10. В качестве альтернативы, непрореагировавшее исходное сырье оставляют кипеть. Окислитель отбирают в виде верхнего погона через линию 24 и пропускают в конденсатор 26 для отделения любого унесенного исходного сырья от окислителя. Регенерированный окислитель может быть затем добавлен в качестве свежего через линию 28 к потоку свежего окислителя.

Специалисты в данной области должны понимать, что к данному изобретению могут быть сделаны многие модификации без отступления от духа и границ данного изобретения. Описанное здесь оборудование предназначено только для иллюстрации и не может быть взято как ограничивающее изобретение, которое определено в следующей формуле изобретения.

1. Способ, включающий

непрерывное контактирование в дистилляционном колонном реакторе, имеющем реакционную зону и дистилляционную зону, по меньшей мере, одного насыщенного или ненасыщенного алифатического соединения с катализатором окисления и окислителем в условиях, эффективных для гидроксилирования указанных алифатических соединений, таких, как при температуре от примерно 50 до примерно 450°С и парциальном давлении алифатического соединения от примерно 0,01 до примерно 40 атм с образованием гидроксилированного продукта, сохраняя, по меньшей мере, часть указанного алифатического соединения в жидкой фазе;

непрерывное отделение указанного гидроксилированного продукта от непрореагировавшего алифатического соединения в дистилляционной зоне в условиях, эффективных для испарения указанного непрореагировавшего алифатического соединения и поддержания указанного гидроксилированного продукта в жидкой фазе; и

извлечение указанного отделенного гидроксилированного продукта из дистилляционного колонного реактора.

2. Способ по п.1, где указанное отделение включает фракционную перегонку.

3. Способ по п.1 или 2, где окислителем является закись азота.

4. Способ по любому из пп.1-3, где алифатическое соединение представляет собой алифатическое соединение, содержащее от 6 до 30 атомов углерода.

5. Способ по любому из пп.1-3, где исходное сырье содержит смесь насыщенных алифатических соединений, содержащую в основном насыщенные алифатические соединения с числом атомов углерода от 15 до 18.

6. Способ по любому из пп.1-3, где алифатическое соединение взято из потока, полученного из процесса Фишера-Тропша или из процесса олигомеризации этилена.

7. Способ по любому из пп.1-6, где катализатор окисления содержит цеолит и, по меньшей мере, один металл, выбранный из группы, состоящей из рутения, родия, железа, магния, кобальта, меди, титана и иридия.

8. Способ по любому из пп.1-7, где катализатор окисления содержит цеолит, выбранный из группы, состоящей из цеолитов структурных типов MFI, MEL, FER, FAU, BEA, MFS, NES, MOR, СНА, МТТ, MWW, EUO, OFF, MTW и цеолитов ITQ-1, ITQ-2, MCM-56, MCM-49, ZSM-48, SSZ-35, SSZ-39 и PSH-3 и их смесей.

9. Способ по любому из пп.1-6, где катализатор окисления выбран из группы, состоящей из микропористых фосфатов алюминия (AlPO's), кремнийалюминийфосфатов (SAPO's) и их смесей, содержащих, по меньшей мере, один металл, выбранный из группы, состоящей из Со, V, Mn, Mg, Cu, Ti и Fe.

10. Способ, включающий

непрерывное контактирование в дистилляционном колонном реакторе, имеющем реакционную зону и дистилляционную зону, по меньшей мере, одного насыщенного или ненасыщенного алифатического соединения, содержащего от 6 до 30 атомов углерода, с катализатором на основе молекулярного сита и окислителем при температуре от примерно 50 до примерно 450°С и парциальном давлении алифатического соединения от примерно 0,01 до примерно 40 атм с образованием гидроксилированного продукта, сохраняя, по меньшей мере, часть указанного алифатического соединения в жидкой фазе;

непрерывное отделение указанного гидроксилированного продукта от непрореагировавшего алифатического соединения в дистилляционной зоне в условиях, эффективных для испарения указанного непрореагировавшего алифатического соединения и поддержания указанного гидроксилированного продукта в жидкой фазе; и

извлечение указанного отделенного гидроксилированного продукта из дистилляционного колонного реактора.