一种酮肟和/或醛肟的制备方法
【专利摘要】本发明提供了一种酮肟和/或醛肟的制备方法，该方法包括在肟化催化剂的存在下且在无任何有机溶剂的条件下，将酮和/或醛、氨和过氧化氢在水溶液中进行氨肟化反应，且所述氨肟化反应的温度为50?200℃。采用本发明提供的方法能够获得较高的酮和/或醛的转化率以及酮肟和/或醛肟的选择性，而且后续分离提纯简单，极具工业应用前景。
【专利说明】
一种酮肟和/或醛肟的制备方法
技术领域
[0001] 本发明涉及一种酮肟和/或醛肟的制备方法。
【背景技术】
[0002] 酮肟或醛肟均为重要的化工原料，目前被广泛应用于石油化工、医疗、药物及分析 等多个领域，同时也是制备许多酰胺类单体或聚合物的中间体的原料。目前，国内制备酮肟 或醛肟的方法主要为氨肟化法。具体地，现有的氨肟化法制备酮肟或醛肟的方法包括在肟 化催化剂的存在下，将酮或醛、氨以及双氧水在有机溶剂中进行氨肟化反应，从而生成相应 的酮肟或醛肟。具体反应过程如下所示：
[0003]
[0004] 采用氨肟化法生产酮肟或醛肟时，存在工艺流程短、副产物少的优点，是目前生产 酰胺类物质的首选方法。然而，尽管氨肟化法有诸多的优点，但是也存在多项不足，如反应 体系中由于加入了沸点低、易燃、易爆的有机物作为反应溶剂，使氨肟化反应的温度不宜控 制得太高，通常为60-84Γ，这样一则无法得到较高的酮或醛的转化率以及酮肟或醛肟的选 择性，二则增加了后续酮肟或醛肟分离提纯的设备投资费用以及能源消耗。综上，目前亟需 开发一种具有较高的酮或醛的转化率以及酮肟或醛肟的选择性的酮肟和/或醛肟的制备 方法。
【发明内容】
[0005] 本发明的目的是为了克服采用现有的氨肟化反应生产酮肟和/或醛肟时，存在酮 和/或醛的转化率较低以及酮肟和/或醛肟的选择性较低的缺陷，而提供了一种新的酮肟 和/或醛肟的制备方法。
[0006] 本发明的发明人经过对氨肟化反应的催化反应机理的深入研究后发现，传统的氨 肟化反应基本都是以有机溶剂作为反应介质，而加入有机溶剂的目的主要是为了避免生成 的酮肟或醛肟堵塞肟化催化剂的孔道，影响肟化催化剂活性，但是这样却限制了反应温度， 使得反应仅能够在较低的温度下进行，从而使得酮和/或醛的转化率较低以及酮肟和/或 醛肟的选择性也较低。
[0007] 而本发明的发明人放弃常规的思路，将氨肟化反应置于不添加任何有机溶剂而 直接以纯水作为反应介质的体系中进行，同时将反应温度适当提高（控制在50-200°C，优 选控制在所述酮和/或醛对应的酮肟和/或醛的熔点至高于所述酮肟和/或醛肟熔点的 5-KKTC )，得到了较高的酮和/或醛的转化率以及酮肟和/或醛肟的选择性。推测其原因， 可能是由于：以水作为反应介质，氨肟化反应的温度能够适当提高，而反应温度的提高又能 够使酮肟或醛肟的粘度降低，液态流动性增强，从而能够迅速地从肟化催化剂的孔道中脱 离出来，酮肟或醛肟分离效果更佳，同时高温激发了肟化催化剂的潜在活性。基于此，完成 了本发明。
[0008] 具体地，本发明提供的酮肟和/或醛肟的制备方法包括在肟化催化剂的存在下且 在无任何有机溶剂的条件下，将酮和/或醛、氨和过氧化氢在水溶液中进行氨肟化反应，且 所述氨肟化反应的温度为50-200°C。
[0009] 采用本发明提供的方法能够获得较高的酮和/或醛的转化率以及酮肟和/或醛 肟的选择性。此外，本发明提供的酮肟和/或醛肟的制备方法对应的反应体系为非均相体 系，后续分离提纯简单，反应后得到的含有水、油相和肟化催化剂（通常为固体颗粒）的产 物可以直接用惰性有机溶剂萃取后进入旋流分离器，上层分离出含有酮肟和/或醛肟的油 相（萃取相），下层得到的含有肟化催化剂和水的萃余相经固液分离之后，能够将肟化催化 剂和水分离，肟化催化剂循环用于氨肟化反应，而水则进废水系统。
[0010] 本发明的其它特征和优点将在随后的【具体实施方式】部分予以详细说明。
【具体实施方式】
[0011] 以下对本发明的【具体实施方式】进行详细说明。应当理解的是，此处所描述的具体 实施方式仅用于说明和解释本发明，并不用于限制本发明。
[0012] 本发明提供的酮肟和/或醛肟的制备方法包括在肟化催化剂的存在下且在无任 何有机溶剂的条件下，将酮和/或醛、氨和过氧化氢在水溶液中进行氨肟化反应，且所述氨 月亏化反应的温度为50-200°C。
[0013] 本发明对氨肟化反应体系中水的用量没有特别的限定，可以根据反应原料酮和/ 或醛的实际用量进行合理的添配，通常来说，以lkg的所述的酮和醛的总用量计，所述氨肟 化反应体系中水的用量可以为2_30kg。此外，为了获得更高的酮和/或醛的转化率及酮肟 和/或醛肟的选择性，减少后续分离难度和废水处理量，并提高反应效率，优选地，以lkg的 所述酮和醛的总重量计，所述氨肟化反应体系中水的用量为5-25kg。需要说明的是，当反应 原料仅为酮时，所述酮和醛的总用量是指酮的用量；当反应原料仅为醛时，所述酮和醛的总 用量是指醛的用量；当反应原料同时含有酮和醛时，所述酮和醛的总用量是指酮和醛的总 用量。
[0014] 根据本发明提供的酮肟和/或醛肟的制备方法，所述氨肟化反应的温度为 50-200°C，优选为所述酮和/或醛对应的酮肟和/或醛的熔点至高于所述酮肟和/或醛肟 熔点的5-KKTC，当将氨肟化反应的温度控制在上述优选的范围内时，更有利于反应的进 行，从而能够更显著地提高酮和/或醛的转化率以及酮肟和/或醛肟的选择性。此外，所述 氨肟化反应的压力可以为〇· 1-0. 5MPa，优选为0· 3-0. 45MPa。在本发明中，所述压力均是指 绝对压力。所述氨肟化反应时间的延长有利于反应物转化率和反应产物收率的提高，但是 反应时间过长对反应物转化率和反应产物收率提高的幅度并不明显，因此，从各方面的因 素综合考虑，所述氨肟化反应的时间优选为10-300分钟，更优选为30-120分钟。
[0015] 所述过氧化氢可以以气态过氧化氢的形式加入，也可以以双氧水的形式加入，优 选以双氧水的形式加入，这样更有利于操作的进行并更有利于各物质之间配比的精确调 整。本发明对所述双氧水的浓度没有特别的限定，可以根据实际情况进行合理地选择，例 如，可以为市售的浓度为27. 5重量％、50重量％或70重量％的双氧水。需要说明的是，当 所述过氧化氢以双氧水的形式加入时，氨肟化反应体系中水的上述用量包括双氧水中水的 含量。
[0016] 本发明的主要的改进之处在于在氨肟化反应过程中未添加任何有机物作为反应 溶剂，而仅用纯水作为反应溶剂，并相应地提高了氨肟化反应的温度，而各种反应原料的用 量均可以为本领域的常规选择。例如，以lmol的所述酮和醛的总用量计，所述过氧化氢的 用量可以为1-1. 5mol，优选为1-1. 25mol。以lmol的所述酮和醛的总用量计，所述氨的用 量可以为卜1· 5mol，优选为1-1. 25mol。
[0017] 所述酮的种类可以为本领域的常规选择，例如，可以为碳原子数为3-20的脂肪族 酮和/或碳原子数为8-25的芳香族酮，优选为碳原子数为4-10的脂肪族酮和/或碳原子 数为8-13的芳香族酮。具体地，碳原子数为4-10的脂肪族酮的实例包括但不限于：丁酮、 庚酮、戊酮、环己酮等中的至少一种。碳原子数为8-13的芳香族酮的实例包括但不限于：苯 乙酮、苯丙酮、二苯甲酮等中的至少一种。此外，从原料易得性以及氨肟化反应产物应用广 泛性的角度综合考虑，所述酮特别优选为丁酮、苯乙酮和环己酮的至少一种。
[0018] 所述醛的种类可以为本领域的常规选择，例如，可以为碳原子数为3-20的脂肪族 醛和/或碳原子数为7-24的芳香族醛，优选为碳原子数为4-10的脂肪族醛和/或碳原子 数为7-15的芳香族醛。具体地，碳原子数为4-10的脂肪族醛的实例包括但不限于：丁醛、 辛醛、二甲基丙醛等中的至少一种。碳原子数为7-15的芳香族醛的实例包括但不限于：苯 甲醛、苯乙醛、苯丙烯醛等中的至少一种。此外，从原料易得性以及氨肟化反应产物应用广 泛性的角度综合考虑，所述醛特别优选为丁醛、辛醛和苯乙醛中的至少一种。
[0019] 所述氨肟化反应需要在肟化催化剂的存在下进行。所述肟化催化剂的种类可以为 本领域的常规选择，例如，通常可以为钛硅分子筛催化剂，优选为具有MFI结构的钛硅分子 筛（如TS-1)、具有MEL结构的钛硅分子筛（TS-2)、具有BETA结构的钛硅分子筛（Ti-β ) 中的至少一种。此外，以100重量份的所述酮和醛的总用量计，所述肟化催化剂的用量可以 为10-50重量份，优选为25-40重量份。
[0020] 本发明对所述钛硅分子筛催化剂的具体形态没有特别的限制，可以根据具体的反 应形式进行选择，例如，可以为未成型的钛硅分子筛，也可以为成型的钛硅分子筛催化剂。 为了便于钛硅分子筛催化剂与氨肟化反应产物之间的分离，所述钛硅分子筛催化剂优选为 成型的钛娃分子筛催化剂。所述成型的钛娃分子筛催化剂一般包括钛娃分子筛和载体，其 中，以成型的钛硅分子筛催化剂的总重量为基准，所述载体的含量可以为40-90重量％，优 选为50-80重量％ ;所述钛娃分子筛的含量可以为10-60重量％，优选为20-50重量％。
[0021] 本发明对所述钛硅分子筛催化剂的载体无特殊要求，可以为常用的各种成型催化 剂的载体，例如可以为多孔的耐热无机氧化物和/或硅酸盐。具体地，所述载体例如可以为 氧化铝、氧化硅、氧化钛、氧化镁、氧化锆、氧化钍、氧化铍和粘土中的至少一种，优选为氧化 铝、氧化硅、氧化镁和氧化锆中的至少一种。
[0022] 此外，所述钛硅分子筛催化剂可以商购得到，也可以按照本领域技术人员公知的 各种方法制备得到。例如，钛娃分子筛催化剂TS-1可以参照[Cy c 1 ohexaneOxi dat ion Catalyzed by Titanium Silicalite(TS-1)with Hydrogen Peroxidejournal of Natural Gas Chemistry 2001,10(4):295-307]中所公开的方法制得，也可以参照CN101279959A中 公开的方法制得，在此不作赘述。
[0023] 由于本发明提供的反应体系为非均相体系，因此，为了使反应原料与肟化催化剂 能够进行充分接触传质，所述氨肟化反应优选在搅拌的条件下进行。所述搅拌的程度以实 现将整个反应体系混合均匀、达到反应物充分传质为准，对此本领域技术人员能够知悉，在 此将不作赘述。此外，为了使反应原料酮和/或醛、过氧化氢、氨等能够达到充分接触传质 反应，所述酮肟和/或醛肟的制备方法优选采用强制外循环连续加料式进行加料。其中，循 环量应该以实现充分接触传质、出料量合适为准。
[0024] 此外，本发明提供的酮肟和/或醛肟的制备方法还包括将所述氨肟化反应的产物 分离成含有酮肟和/或醛肟的油相以及含有肟化催化剂和水的水相，然后从水相中分离出 肟化催化剂，并将所述肟化催化剂循环用于所述氨肟化反应。其中，将所述氨肟化反应的产 物分离成含有酮肟和/或醛肟的油相以及含有肟化催化剂和水的水相例如可以在旋流分 离器和/或滗析器中进行。根据本发明的一种【具体实施方式】，将所述氨肟化反应的产物用 有机溶剂进行萃取，酮肟和/或醛肟溶于有机溶剂，而肟化催化剂和水不溶于有机溶剂，从 而得到含有酮肟和/或醛肟的油相（萃取相）以及含有肟化催化剂和水的水相（萃余相）。 所述有机溶剂可以为环己烷、甲苯、二甲苯等中的至少一种。从水相中分离出肟化催化剂的 方法通常可以为固液分离，具体可以在滗析器、膜过滤器等设备中进行。此外，为了进一步 降低油相中的含水量，本发明提供的酮肟和/或醛肟的制备方法还包括将所述油相在滗析 器中进行滗析分离，以进一步分离出残余的水。
[0025] 根据本发明的一种【具体实施方式】，所述酮肟和/或醛肟的制备方法包括将酮和/ 或醛、氨、双氧水、额外加入的水以及肟化催化剂送入氨肟化反应器中进行氨肟化反应，并 将反应产物送入旋流分离器和滗析器中进行分离，得到含有酮肟和/或醛肟的油相与含有 肟化催化剂和水的水相，并将含有肟化催化剂和水的水相重新返回至氨肟化反应器中继续 用于氨肟化反应。
[0026] 以下将通过实施例对本发明进行详细描述。
[0027] 以下实施例和对比例中所用的肟化催化剂为钛硅分子筛（TS-1)催化剂，其按文 南犬[Cy clohexaneOxidation Catalyzed by Titanium Silicalite(TS-1)with Hydrogen Peroxidejournal of Natural Gas Chemistry 2001,10(4):295-307]中第 296 页第 9-24 行所描述的方法制备得到，其中，氧化钛的含量为2. 5重量％。
[0028] 以下实施例和对比例中，酮或醛的转化率以及酮肟或醛肟的选择性按照以下公式 计算得到，其中，ω %为轻相组分中酮或酮肟、醛或醛肟、反应杂质的质量百分含量，α为酮 与酮肟的摩尔质量比值或者醛或醛肟的摩尔质量比值。
[0029]
[0030] 其中，酮或酮肟、醛或醛肟、反应杂质的质量百分含量采用气相色谱（岛津GC14B， DB-1毛细管柱30mX0. 25mmX0. 25 μπι)分析得到。
[0031] 实施例1
[0032] 本实施例用于说明本发明提供的酮肟和/或醛肟的制备方法。
[0033] 按本发明的方法制备丁酮肟。首先将100. 00吨水、3. 00吨肟化催化剂（TS-1)加入 氨肟化反应器中，然后将丁酮、氨、双氧水（浓度为27. 5重量％ )通过栗连续送入氨肟化反 应器中，其中，上述几种物料的流量依次为5000kg/h、1358kg/h、10131kg/h。将反应体系的 温度控制在60-70°C，压力控制在0. 3-0. 4MPa，物料在氨肟化反应器中的停留时间为70分 钟，得到含有丁酮肟和肟化催化剂（TS-1)的反应产物。将得到的含有丁酮肟和肟化催化剂 (TS-1)的反应产物连续送入旋流分离器和滗析器中进行分离，以将轻相组分与重相组分分 开，其中，轻相组分为含有丁酮肟的油相，重相组分为含有肟化催化剂（TS-1)的水相。轻相 组分送出重排或精制，重相组分经再次旋流分离后将肟化催化剂（TS-1)及大部分水循环 返回至氨肟化反应器中，少量水送往废水处理回收工序。经过分析及计算可知，丁酮的转化 率为99. 95%，丁酮肟的选择性为99. 86%。
[0034] 实施例2
[0035] 本实施例用于说明本发明提供的酮肟和/或醛肟的制备方法。
[0036] 按本发明的方法制备丁酮肟。首先将100. 00吨水、3. 00吨肟化催化剂（TS-1)加 入氨肟化反应器中，然后将丁酮、氨、双氧水（浓度为27. 5重量％ )通过栗连续送入氨肟 化反应器中，其中，上述几种物料的流量依次为10500kg/h、2720kg/h、20700kg/h。将反应 体系的温度控制在55-60°C，压力控制在0. 35-0. 45MPa，物料在氨肟化反应器中的停留时 间为80分钟，得到含有丁酮肟和肟化催化剂（TS-1)的反应产物。将得到的含有丁酮肟和 肟化催化剂（TS-1)的反应产物连续送入旋流分离器和滗析器中进行分离，以将轻相组分 与重相组分分开，其中，轻相组分为含有丁酮肟的油相，重相组分为含有肟化催化剂（TS-1) 的水相。轻相组分送出重排或精制，重相组分经再次旋流分离后将肟化催化剂（TS-1)及大 部分水循环返回至氨肟化反应器中，少量水送往废水处理回收工序。经过分析及计算可知， 丁酮的转化率为99. 92%，丁酮肟的选择性为99. 89%。
[0037] 实施例3
[0038] 本实施例用于说明本发明提供的酮肟和/或醛肟的制备方法。
[0039] 按本发明的方法制备丁酮肟。首先将100. 00吨水、3. 00吨肟化催化剂（TS-1)加 入氨肟化反应器中，然后将丁酮、氨、双氧水（浓度为27. 5重量％ )通过栗连续送入氨肟 化反应器中，其中，上述几种物料的流量依次为20000kg/h、5431kg/h、40662kg/h。将反应 体系的温度控制在50-55°C，压力控制在0. 30-0. 40MPa，物料在氨肟化反应器中的停留时 间为60分钟，得到含有丁酮肟和肟化催化剂（TS-1)的反应产物。将得到的含有丁酮肟和 肟化催化剂（TS-1)的反应产物连续送入旋流分离器和滗析器中进行分离，以将轻相组分 与重相组分分开，其中，轻相组分为含有丁酮肟的油相，重相组分为含有肟化催化剂（TS-1) 的水相。轻相组分送出重排或精制，重相组分经再次旋流分离后将肟化催化剂（TS-1)及大 部分水循环返回至氨肟化反应器中，少量水送往废水处理回收工序。经过分析及计算可知， 丁酮的转化率为99. 92%，丁酮肟的选择性为99. 75%。
[0040] 实施例4
[0041] 本实施例用于说明本发明提供的酮肟和/或醛肟的制备方法。
[0042] 按本发明的方法制备丁酮肟。首先将100. 00吨水、3. 00吨肟化催化剂（TS-1)加 入氨肟化反应器中，然后将丁酮、氨、双氧水（浓度为27. 5重量％ )通过栗连续送入氨肟 化反应器中，其中，上述几种物料的流量依次为25000kg/h、6788kg/h、50656kg/h。将反应 体系的温度控制在80-85°C，压力控制在0. 25-0. 35MPa。物料在氨肟化反应器中的停留时 间为50分钟，得到含有丁酮肟和肟化催化剂（TS-1)的反应产物。将得到的含有丁酮肟和 肟化催化剂（TS-1)的反应产物连续送入旋流分离器和滗析器中进行分离，以将轻相组分 与重相组分分开，其中，轻相组分为含有丁酮肟的油相，重相组分为含有肟化催化剂（TS-1) 的水相。轻相组分送出重排或精制，重相组分经再次旋流分离后将肟化催化剂（TS-1)及大 部分水循环回氨肟化反应器中，少量水送往废水处理回收工序。经过分析及计算可知，丁酮 的转化率为99. 85%，丁酮肟的选择性为99. 78%。
[0043] 实施例5
[0044] 本实施例用于说明本发明提供的酮肟和/或醛肟的制备方法。
[0045] 按本发明的方法制备辛醛肟。首先将100. 00吨水、3. 00吨肟化催化剂（TS-1)加入 氨肟化反应器中，然后将辛醛、氨、双氧水（浓度为27. 5重量％ )通过栗连续送入氨肟化反 应器中，其中，上述几种物料的流量依次为10500kg/h、1604kg/h、11968kg/h。将反应体系的 温度控制在60-70°C，压力控制在0. 3-0. 4MPa，物料在氨肟化反应器中的停留时间为70分 钟，得到含有辛醛肟和肟化催化剂（TS-1)的反应产物。将得到的含有辛醛肟和肟化催化剂 (TS-1)的反应产物连续送入旋流分离器和滗析器中进行分离，以将轻相组分与重相组分分 开，其中，轻相组分为含有辛醛肟的油相，重相组分为含有肟化催化剂（TS-1)的水相。轻相 组分送出重排或精制，重相组分经再次旋流分离后将肟化催化剂（TS-1)及大部分水循环 返回至氨肟化反应器中，少量水送往废水处理回收工序。经过分析及计算可知，辛醛的转化 率为99. 88 %，辛醛肟的选择性为99. 81 %。
[0046] 实施例6
[0047] 本实施例用于说明本发明提供的酮肟和/或醛肟的制备方法。
[0048] 按本发明的方法制备环己酮肟。按照实施例1的方法制备酮肟，不同的是，将丁酮 用相同总用量和流量的环己酮替代，并将肟化反应体系的温度控制在90-9%~。经过分析及 计算可知，环己酮的转化率为99. 94%，环己酮肟的选择性为99. 89%。
[0049] 对比例1
[0050] 本对比例用于说明参比的酮肟和/或醛肟的制备方法。
[0051] 按照实施例1的方法制备丁酮肟，不同的是，将往氨肟化反应器中加入的100. 00 吨的水用100. 00吨的叔丁醇替代。经过分析及计算可知，丁酮的转化率为98. 87%，丁酮肟 的选择性为99. 69%。
[0052] 对比例2
[0053] 本对比例用于说明参比的酮肟和/或醛肟的制备方法。
[0054] 按照实施例1的方法制备丁酮肟，不同的是，将肟化反应体系的温度控制在 20-25 °C。经过分析及计算可知，丁酮的转化率为96. 92%，丁酮肟的选择性为98. 48%。
[0055] 从以上实施例的结果可以看出，采用本发明提供的方法制备酮肟和/或醛肟，不 仅可以获得较高的酮和/或醛的转化率以及酮肟和/或醛肟的选择性，而且后续省去了传 统的有机溶剂回收工序，直接采用了旋流分离和滗析分离就可以将酮肟和/或醛肟从反应 产物中分离送出，而肟化催化剂则可以循环返回至反应系统中继续用于氨肟化反应，极具 有工业应用前景。
[0056] 以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中 的具体细节，在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，这 些简单变型均属于本发明的保护范围。
[0057] 另外需要说明的是，在上述【具体实施方式】中所描述的各个具体技术特征，在不矛 盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合。为了避免不必要的重复，本发明对各种可 能的组合方式不再另行说明。
[0058] 此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本 发明的思想，其同样应当视为本发明所公开的内容。
【主权项】
1. 一种酮肟和/或醛肟的制备方法，该方法包括在肟化催化剂的存在下且在无任何有 机溶剂的条件下，将酮和/或醛、氨和过氧化氢在水溶液中进行氨肟化反应，且所述氨肟化 反应的温度为50-200 °C。2. 根据权利要求1所述的方法，其中，以lkg的所述酮和醛的总用量计，氨肟化反应体 系中水的用量为5-25kg。3. 根据权利要求1所述的方法，其中，所述氨肟化反应的温度为所述酮和/或醛对应的 酮肟和/或醛的熔点至高于所述酮肟和/或醛肟熔点的5-100°C。4. 根据权利要求1所述的方法，其中，所述氨肟化反应的压力为0. 1-0. 5MPa，时间为 10-300分钟；优选地，所述氨肟化反应的压力为0. 3-0. 45MPa，时间为30-120分钟。5. 根据权利要求1所述的方法，其中，所述过氧化氢以双氧水的形式加入。6. 根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，以lmol的所述酮和醛的总用量计， 所述过氧化氢的用量为1-1. 5mol。7. 根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，以lmol的所述酮和醛的总用量计， 所述氨的用量为1-1. 5mol〇8. 根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，所述酮为碳原子数为3-20的脂肪 族酮和/或碳原子数为8-25的芳香族酮，优选为碳原子数为4-10的脂肪族酮和/或碳原 子数为8-13的芳香族酮。9. 根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，所述醛为碳原子数为3-20的脂肪 族醛和/或碳原子数为7-24的芳香族醛，优选为碳原子数为4-10的脂肪族醛和/或碳原 子数为7-15的芳香族醛。10. 根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，所述肟化催化剂为钛硅分子筛催 化剂。11. 根据权利要求1-5中任意一项所述的方法，其中，该方法还包括将所述氨肟化反应 的产物分离成含有酮肟和/或醛肟的油相以及含有肟化催化剂和水的水相，然后从水相中 分离出肟化催化剂，并将所述肟化催化剂循环用于所述氨肟化反应。
【文档编号】C07C251/38GK105837467SQ201510019541
【公开日】2016年8月10日
【申请日】2015年1月15日
【发明人】罗和安, 赵承军, 陈浩, 吴剑, 雷锋胜, 任成韵, 赵云
【申请人】湖北金湘宁化工科技有限公司, 湖北三宁化工股份有限公司