高纯度碳酸二芳基酯的工业制备方法

专利名称：高纯度碳酸二芳基酯的工业制备方法
技术领域：
本发明涉及高纯度碳酸二芳基酯的工业制备方法。更详细地说，本发 明涉及由环状碳酸酯和芳香族单羟基化合物来制备高品质.高性能的芳香 族聚碳酸酯所必须的高纯度碳酸二芳基酯的工业上大量长期稳定的制备的 方法。
背景技术：
作为碳酸二芳基酯的制法， 一直以来已知有通过芳香族单幾基化合物 和碳酰氯进行反应的方法，并且最近正在进行各种研究。但是，该方法存 在使用碳酰氯的问题，并且该方法所制备的碳酸二芳基酯中存在有难以分 离的卤素类杂质，因此无法直接用作芳香族聚碳酸酯的原料。这是由于， 这种卣素类杂质严重阻碍了在极微量碱性催化剂存在下进行的酯交换法芳香族聚碳酸酯的聚合反应，例如，即使仅存在lppm这样的卣素类杂质，聚 合反应也几乎无法进行。因此，为了用作酯交换法芳香族聚碳酸酯的原料， 必须进行麻烦的多阶段的分离*精制过程，包括用稀的碱水溶液和温水进 行充分洗涤、油水分离、蒸馏等，此外，由于这种分离.精制过程中的水 解损失和蒸馏损失引起收率降低等，因此对于以工业规模经济地实施该方 法还存在很多问题。另 一方面，通过碳酸二烷基酯和芳香族单羟基化合物的酯交换反应制 备芳香族碳酸酯的方法也是已知的。然而，这些酯交换反应都是平衡反应， 又由于该平衡极端偏向于原有体系，另外及^应速度'隄，因此通过该方法在 工业上大量制备芳香族碳酸酯类具有许多困难。为了对其进行改进，已提出了几种方案，但是其中大部分涉及用于提 高反应速度的催化剂的开发。已提出了作为此类型酯交换反应用催化剂的许多金属化合物。然而，仅通过催化剂的开发无法解决不利的平衡问题， 因此为了形成以大量生产为目的的工业制备方法，还存在非常多的研究课 题，包括对反应方式的研究。此外，还进行了通过设计反应方式而尽可能地使平衡向生成物一侧偏 移，并由此提高芳香族碳酸酯类的收率的尝试。例如，已经提出了在碳酸 二甲酯和苯酚的反应中，使副产物甲醇和共沸形成剂一起共沸而馏去的方 法(专利文献l)、以及用分子筛吸附副生的曱醇而进行除去的方法(专利文^2)。此外，还提出了通过在反应器上部设有蒸馏塔的装置将反应中副 生的醇类从反应混合物中分离出来，并同时对蒸发出的未反应原料进行蒸 馏分离的方法(专利文^3)。然而，这些反应方式基本是间歇方式或切换方式。由于通过催化剂的 开发进行的对反应速度的改^目对于这些酯交换反应来说也是有限的，所 以反应速度仍然较慢，因而认为间歇方式比连续方式更优选。其中，虽然 作为连续方式，已提出了在反应器上部具有蒸馏塔的连续搅拌槽型反应器 (CSTR)方式，但由于反应速度慢、反应器气液界面相对于液体容量较 小，从而存在反应率无法提高的问题。因此，通过这些方法难以实现连续 大量地并且长期稳定地制备芳香族碳酸酯的目的，并且要达到经济的工业 运行，还存在许多要解决的问题。本发明者们开发出了在连续多级蒸馏塔中同时进行酯交换反应和蒸馏 分离的反应蒸馏法，并首次在世界上指出了该反应蒸馏方式相对于这些酯 交换反应是有用的，其中所述的反应蒸馏法例如，向多级蒸馏塔中连续供 给碳酸二烷基酯和芳香族羟基化合物，使其在存在催化剂的该塔中连续反 应，并通过蒸馏将含有副产物醇的低沸点成分连续取出，同时将含有所生 成的碳酸烷基芳基酯的成分从塔下部取出的反应蒸馏法(专利文献4)、向 多级蒸馏塔连续供给碳酸烷基芳基酯，使其在存在催化剂的该塔中连续反 应，并通过蒸馏将含有副产物碳酸二烷基酯的低沸点成分连续取出，同时 将含有所生成的碳酸二芳基酯的成分从塔下部取出的反应蒸馏法(专利文 献5)、使用2台连续多级蒸镏塔进行这些反应， 一边有效回收副产物碳酸二烷基酯， 一边连续制备碳酸二芳基酯的反应蒸馏法(专利文献6)、向多级 蒸馏塔中连续供给碳酸二烷基酯和芳香族羟基化合物等，将在塔中流下的液体从设在蒸馏塔的中级和/或最下级的侧取出口取出，并引入至设于蒸馏 塔外部的反应器中使其反应后，将其引入至在具有该取出口的级更上部的 级处设置的循环用引入口 ，并由此在该反应器和该蒸馏塔两者中进行反应 的反应蒸馏法(专利文献7)等。本发明者们所提出的这些反应蒸镏法，首次使高效并连续地制备芳香 族碳酸酯类成为可能，并且之后基于这些公开，提出了使用2台连续多级蒸 馏塔，由碳酸二烷基酯制备碳酸二芳基酯的方法(专利文献8~14)。此外，在反应蒸馏方式中，作为不需要大量的催化剂便可长时间稳定 制备高纯度芳香族碳酸酯的方法，本申请人提出了使含催化剂成分的高沸 点物质与活性物质反应，然后分离，并循环催化剂成分的方法(专利文献 15 )、和一边将反应体系内的多价芳香族羟基化合物相对于催化剂金属的重 量比保持在2.0以下一边进行反应的方法(专利文献16)。进一步，本发明 者们还提出了将聚合过程中副生的苯酚的70-99质量％用作原料，用反应蒸 馏法制备碳酸二苯酯，并将该碳酸二苯酯作为芳香族聚碳酸酯的聚合原料 的方法(专利文献17)。然而，所有提出通过这些反应蒸馏法制备芳香族碳酸酯类的现有文献 中，完全没有公开能够以工业规^莫进行大量生产(例如，每小时l吨)的具 体方法或装置，并且也没有记载对它们的暗示。例如，涉及所公开的用于 以碳酸二甲酯和苯酴为主来制备碳酸二苯基酯(DPC)的2台反应蒸馏塔 的高度(H,和H2: cm)、直径(D,和D2: cm )、级数(ih和H2)和反应原 料液引入量(Q,和Q2: kg/小时)的记栽如表l所示。[表lH，DQ，H2D2n2Q2专利 文献60025206660025202363502.8一0.23055 1015+ 填料0.695005500.64008500.6101004—1.42004—0.8113005401.5—5250.712■20408660025203115 16600—2066600-202217换句话说，通过反应蒸馏方式实施该反应时应用的最大的2台连续多级 蒸馏塔是本申请人在专利文献15、 16中公开的那些。这样公开用于该反应 的连续多级蒸馏塔的各种条件的最大值是H， = 1200cm 、 H2 = 600cm、 D， -20cm、 D2 = 25cm、 = n2 = 50 (只有该^ft，专利文献IO)、 Q=86kg /小时、Ch-31kg/小时，碳酸二苯基酯的生产量仅为约6.7kg/小时， 这并不是工业M^的生产量。本发明的工序(II)中使用的碳酸二烷基酯必须以工业规模制备，进 而需要不含有卤素。作为芳香族聚碳酸酯原料，工业上大量制备碳酸二烷 基酯的唯一的方法，是使甲醇与一氧化碳和lt^应，来制备碳酸二甲基酯 和水的氧化的皿化法。但是，该氧化的g化法(专利文献18)，需要 在使用大量CuC1-HC1作为催化剂的浆料状态下反应，反应系和分离-精 制系存在腐蚀性非常高的问题。并且，在该方法中， 一氧化碳容易被氧化 成二氧化碳，因此，也存在一氧化碳基准的选择率低，为80%左右的问题。另 一方面，由环状碳酸酯和脂肪族一元醇类的反应来制备碳酸二烷基 酯和二醇类的方法，有若千个提案。在该反应中，可以不使用卣素地制备 碳酸二烷基酯，因此是优选的方法。作为其反应方式，提出了4个方式。 这4个反应方式，在作为最代表性的反应例的由碳酸亚乙酯与甲醇来制备 碳酸二曱酯和乙二醇的方法中被使用，它们是(l)完全分批反应方式；(2) 使用在上部装有蒸馏塔的反应釜的分批反应方式；(3)使用管式反应器的 液体流通反应方式；(4)本发明者们首次公开的反应蒸馏方式(专利文献19~27)。但是，在这些方式中，分别存在下述问题。即，在(1)和(3)的情况下，环状碳酸酯的反应率的上限取决于i^的组 成和温度，因此，不可能使反应进行的完全，反应率低。另外，在(2)的情 况下，为了提高环状碳酸酯的反应率，必须使用非常大量的脂族一元醇以 使所生成的碳酸二烷基酯馏去，需要长的反应时间。在(4)的情况下，与(l)、 (2)和(3)相比，可以高反应率进行反应。然而，迄今提出的(4)的方法，涉及 的是制备少量的碳酸二坑基酯类和二醇类的方法，或者短期间的制备方法， 没有涉及工业恥溪的长期稳定制备。即，没有实现连续大量(例如每小时 2吨以上)、长期(例如1000小时以上、优选3000小时以上、更优选5000 小时以上)稳定地制备碳酸二烷基酯的目的。例如在公开的用于由碳酸亚乙酯和甲醇来制备碳酸二甲基酯(DMC ) 和乙二醇(EG)的实施例中，显示关于反应蒸镏塔的高度(H: cm)、直 径(D: cm)、级数(n)、碳酸二甲基酯的生产量P (kg/小时)、连续制 备时间T (小时)的最大值的记述，如表2所示。<formula>formula see original document page 53</formula>(注1) Oldershaw蒸馏塔。 (注2)完全没有关于规定蒸馏塔的记述。 (注3)关于规定蒸馏塔的记述只有级数。 (注4)完全没有关于生产量的记述。 (注5)完全没有关于长期稳定制造的记述。另外，专利文献26 (第0060段落)中，记载了 "本实施例的目的是 提供采用与上述图l所示的优选形态同样的工艺流程，通过碳酸亚乙酯与曱醇的接触转化反应来进行酯交换，来制备碳酸二甲基酯和乙二醇的商业 的目装置的操作。另外，本实施例中，下述数值能够非常适合实际装置的操作。"，作为该实施例，记载了 3750kg/hr的碳酸二甲基酯的具体制 备。实施例所述的该,相当于年产3万吨以上，在专利文献26申请当时 (2002年4月9日)，利用该方法进行了世界第一的大目商业场的操作。 但是，即使在本申请作出申请时，也完全没有这样的事实。另外，在专利 文献26的实施例中，记载了碳酸二甲基酯的生产量与理论计算值是完全相 同的值，乙二醇的收率约85.6% ，选择率约88.4% ， m难说实现了高收率-高选择率。特别是选择率低，这表示该方法作为工业制备方法具有致命的 缺点。(另夕卜，专利文献26在2005年7月26日未提出审查请求，而^t碎见 为撤回。)反应蒸馏法，在蒸馏塔内的反应引起的组成变化和蒸馏引起的组成变 化，以及塔内的温度变化和压力变化等的变化因素非常多，长期的持续稳 定运行经常有困难，特别是在大量处理的情况下，其困难性进一步增大。 为了将用反应蒸馏法进行的碳酸二烷基酯类和二醇类维持为高收率.高选 择率，同时长期稳定持续它们的大量生产，需要对反应蒸馏装置作出努力。 但是，迄今提出的关于反应蒸馏法中的长期的连续稳定制备的记述，仅有 在专利文献19中的400小时。专利文献1:特开昭54 - 48732号公报(西德专利公开公报第736063 号说明书、美国专利第4252737号说明书)专利文献2:特开昭58 - 185536号公才艮(美国专利第410464号说明书)专利文献3:特开昭56-123948号公报(美国专利第4182726号说明书)专利文献4:特开平3 - 291257号/>才艮 专利文献5:特开平4 - 9358号^^才艮专利文献6:特开平4 - 211038号公报(W091 / 09832号公报、欧洲 专利0461274号说明书、美国专利第5210268号说明书)专利文献7:特开平4 - 235951号^^净艮专利文献8t特开平6 - 157424号公才艮(欧洲专利0582931号说明书、 美国专利第5334742号说明书)专利文献9t特开平6 - 184058号爿>报(欧洲专利0582930号说明书、 美国专利第5344954号说明书)专利文献10:特开平9 - 40616号y〉才艮专利文献ll:特开平9 - 59225号>^才艮专利文献12:特开平9 - 176094号^S才艮专利文献13: WO00 / 18720公报(美国专利第6093842号说明书) 专利文献14:特开2001 - 64235号ziS净艮专利文献15: W097 /11049公报(欧洲专利0855384号说明书、美 国专利第5872275号说明书)专利文献16特开平11 - 92429号公才艮(欧洲专利1016648号说明书、 美国专利第6262210号说明书)专利文献17.特开平9 - 255772号z〉才艮(欧洲专利0892001号"i兌明书、 美国专利第5747609号说明书)专利文献18: WO03 / 016257号公报专利文献19:特开平4 - 198141号7>才艮专利文献20:特开平9 - 194435号7>净艮专利文献21: W099 / 64382号公报(欧洲专利第1086940号说明书、 美国专利第6346638号说明书)专利文献22: WO00/51954号公报(欧洲专利第1174406号说明书、 美国专利第6479689号说明书)专利文献23:特开平5 - 213830号公报(欧洲专利第0530615号说明 书、美国专利第5231212号说明书)专利文献24特开平6 - 9507号7>才艮(欧洲专利第0569812号i兌明书、 美国专利第5359118号说明书)专利文献25:特开2003 - 119168号公报(WO03 / 006418号公报)专利文献26:特开2003 - 300936号〃>才艮 专利文献27:特开2003 - 342209号7>才艮发明内容本发明要解决的课^提供，由环状碳酸酯和芳香族单羟基化合物制备高品质 高性能的芳香族聚碳酸酯所必须的高纯度碳酸二芳基酯的、能 够工业上大量(例如每小时l吨以上)、长期(例如1000小时以上、优选 3000小时以上、更优选5000小时以上)稳定地制备的具体方法。本发明者们为了发现可以实现上述课题的具体的方法，进行了深入研 究，从而实现了本发明。即，在本发明的第一形态中，提供1. 一种高纯度碳酸二芳基酯的工业制备方法，是由环状碳酸酯和芳香 族单羟基化合物连续制备高纯度碳酸二芳基酯的方法，其特征在于，包括 下述工序(1)、工序(11)、工序(III)，其中，工序(I)是利用下述反应蒸馏方式来连续制备碳酸二烷基酯和二醇类 的工序，所述反应蒸馏方式是将环状碳酸酯和脂肪族一元醇连续供给到存 在催化剂的连续多级蒸馏塔To内，在该塔内同时进行反应和蒸馏，将含有 生成的碳酸二烷基酯的低沸点反应混合物由塔上部以气态连续取出，将含 有二醇类的高沸点反应混合物由塔下部以液态连续取出，工序(II)是以该碳酸二烷基酯和芳香族单羟基化合物为原料，将该 原料连续供给到存在催化剂的第1连续多级蒸馏塔内，在该第1塔内同时 进行反应和蒸馏，将含有生成的醇类的第1塔低沸点反应混合物由该第1 塔上部以气态连续取出，将含有生成的碳酸烷基芳基酯类的第1塔高沸点 反应混合物由该第1塔下部以液态连续取出，将该第1塔高沸点反应混合 物连续供给到存在催化剂的第2连续多级蒸馏塔中，在该第2塔内同时进 行反应和蒸馏，将含有生成的碳酸二烷基酯类的第2塔低沸点反应混合物 由该第2塔上部以气态连续取出，将含有生成的碳酸二芳基酯类的第2塔 高沸点反应混合物由该第2塔下部以液态连续取出，另一方面，将含有碳 酸二烷基酯类的第2塔低沸点反应混合物连续供给到第1连续多级蒸馏塔内，由此连续制备碳酸二芳基酯的工序，工序(III)是将该碳酸二芳基酯精制，获得高纯度碳酸二芳基酯的精 制工序，并且，(a)该连续多级蒸馏塔To的结构是，具有长度L。 (cm)、内径D0 (cm)的圆筒形的主体部，在内部具有级数为no的内件，在塔顶部或其 附近的塔上部具有内径d01 (cm)的气体取出口，在塔底部或其附近的塔 下部具有内径d02 (cm)的液体取出口，在该气体取出口下部且塔的上部 和/或中间部具有l个以上的第1引入口，在该液体取出口上部且塔的中间 部和/或下部具有l个以上的第2引入口， L0、 D0、 L0/D。、 n0、 D0/d01、 Do/d。2分别满足式(1) ~ (6),2100 <L0< 8000 式(1)180<D。<2000 式(2)"U/Do"0 式(3)l(Kn0<120 式(4)3<D0/d01<20 式(5)5<D0/d02<30 式(6)(b)该第1连续多级蒸馏塔的结构是，具有长度L, ( cm )、内径D, (cm)的圓筒形的主体部，在内部具有级数为w的内件，在塔顶部或其 附近的塔上部具有内径du (cm)的气体取出口，在塔底部或其附近的塔 下部具有内径d12 (cm)的液体取出口，在该气#^取出口下部且塔的上部 和/或中间部具有1个以上的第3引入口 ，在该液体取出口的上部且塔的中 间部和/或下部具有l个以上的第4引入口， L,、 Dp "/Dp n!、 D,/du、 Di/du分别满足式(7) ~ (12)，1500 8000 式(7 )10(XDi《2000 式(8)2 </ D， < 40 式(9 )2(Kn，<120 式(10)5《D，/d"30 式(11)3《D〃d"20 式(12)U)该第2连续多级蒸镏塔的结构是，具有长度L2(cm)、内径D2 (cm)的圆筒形的主体部，在内部具有级数为ih的内件，在塔顶部或其 附近的塔上部具有内径d21 (cm)的气#*出口，在塔底部或其附近的塔 下部具有内径d22 (cm)的液体取出口，在该气朱取出口下部且塔的上部 和/或中间部具有1个以上的第5引入口，在该液朱取出口上部且塔的中 间部和/或下部具有1个以上的第6引入口， L2、 D2、 L2/D2、 n2、 D2/d21、 D2 / d22分别满足式(13 ) ~ (18 )，1500 < L2 < 8000 式(13 )100<D2<2000 式(14)2<L2/D2"0 式(15)10<n2<80 式(16)2<D2/d21"5 式(17)5<D2/d22<30 式(18);2. 根据上述1所述的方法，其特征在于，高纯度碳酸二芳基酯的制备 量是每小时l吨以上；3. 根据上述1或2所述的方法，其特征在于，工序(I)中使用的该连 续多级蒸馏塔T0的该d(n和该满足式(19 )，l<d01/d02<5 式(19);4. 根据上述上述1~3的任一项所述的方法，其特征在于，该连续多级 蒸馏塔T0的L0、 D0、 L0 / D0、 n0、 D0 / d01、 D0 / d02分别为2300 < L0 < 6000、 200 < Do < 1000、 5"o/Do"0、 30"0<100、 4 < Do / d01 < 15、 7<D0 /d02<25;5. 才艮据上述1~4的任一项所述的方法，其特征在于，该连续多级蒸馏 塔T。的L。、 D。、 Lo/D。、 no、 D。/d(u、 D0/d。2分别为2500<L。<5000、 21(KD0<800、 7<L0/D0<20、 4(Kn0"0、 5 < D0 / d01 < 13、 9<Do/ d02<20;6. 根据上述1~5的任一项所述的方法，其特征在于，该连续多级蒸馏 塔T。是具有塔板和/或填料作为其内件的蒸馏塔；7. 根据上述6所述的方法，其特征在于，该连续多级蒸馏塔T。是具有 塔板作为其内件的板式蒸馏塔；8. 根据上述6或7所述的方法，其特征在于，该连续多级蒸馏塔To 的该塔板是具有多孔板部和降液部的多孔塔板；9. 根据上述8所述的方法，其特征在于，该连续多级蒸馏塔T。的该多 孔塔板在每1平方米面积的该多孔板部、具有100 ~ 1000个孔；10. 才艮据上述8或9所述的方法，其特征在于，该连续多级蒸馏塔To 的该多孔塔板的每个孔的截面积为0.5 ~ 5cm2;11. 才艮据上述8~10的任一项所述的方法，其特征在于，该连续多级蒸 馏塔To的该多孔塔板的开口率在1.5 ~ 15 %的范围内；12. 根据上述1~11的任一项所述的方法，其特征在于，工序(II)中 使用的该第1连续多级蒸馏塔的该dn与该du满足式(20)，并且该第2 连续多级蒸馏塔的该d21与该d22满足式(21),1 < d12 / d < 5 式(20)1 < d21 / d22 < 6 式(21);13. 根据上述1~12的任一项所述的方法，其特征在于，工序(II)中 使用的该第1连续多级蒸馏塔的L!、 DP "/Dp ni、 D,/d"、 Di/du 分别为200(KL，"000、 150《D、 1000、 "L〃D、30、 30"、 100、 8<D,/d <25、 5《Di/du《18，并且、该第2连续多级蒸馏塔的L2、 D2、 L2 / D2、 n2、 D2 / d21 、 D2 / d22分另'J为2000 < L2 < 6000、 150 < D2 < 1000、 3<L2/D2<30、 15"2<60、 2.5<D2/d21 < 12、 7<D2/d22<25;14. 才艮据上迷1 ~ 13的任一项所述的方法，其特征在于，该第1连续多 级蒸馏塔的L! 、 D, 、 / 、 、 D, / d 、 D/ d12分别为2500 < < 5000 、 200《Di《800、 5《L,/D，《15、 40《1^《卯、10 < D， / d < 25、 7<D，/ d12《15，并且、该第2连续多级蒸馏塔的L2、 D2、 L2/D2、 n2、 D2/d21、 02/(122分另|』为250(KL2<5000、 200<D2<800、 5<L2/D2<15、 20<n2<50、 3<D2/d21《10、 9<D2/d22<20;15. 根据上述1 ~ 14的任一项所述的方法，其特征在于，该第1连续多 级蒸馏塔和该第2连续多级蒸馏塔分别是具有塔板和/或填料作为其内件的蒸馏塔；16. 根据上述15所述的方法，其特征在于，该第l连续多级蒸馏塔是 具有塔板作为其内件的板式蒸馏塔，该第2连续多级蒸馏塔是具有填料和 塔板的两方作为其内件的蒸馏塔；17. 根据上述15或16所述的方法，其特征在于，该第1连续多级蒸 馏塔和该第2连续多级蒸馏塔的该塔板分别是具有多孔板部和降液部的多 孔塔板；18. 根据上述17所述的方法，其特征在于，该第l连续多级蒸馏塔和 该第2连续多级蒸馏塔的该多孔塔板在每1平方米面积的该多孔板部、具 有100 ~ 1000个孔；19. 根据上述17或18所述的方法，其特征在于，该第l连续多级蒸镏 塔和该第2连续多级蒸镏塔的该多孔塔板的每个孔的截面积为0.5 ~ 5cm2;20. 根据上述15或16所述的方法，其特征在于，该第2连续多级蒸 馏塔是在上部具有填料作为其内件，在下部具有塔板作为其内件的蒸馏塔；21. 根据上述15~20的任一项所述的方法，其特征在于，该第2连续 多级蒸馏塔的该内件的该填料是1件或2件以上的规整填料；22. 才艮据上述21所述的方法，其特征在于，该第2连续多级蒸馏塔的 该规整填料为选自Mellapak、 Gempak、 Techno画pack、 Flexipac、 Sulzer 填料、Goodroll填料、Glitchgrid中的至少一种；23. 根据上述1~22的任一项所述的方法，其特征在于，碳酸二芳基 酯精制工序(III)是蒸馏。另外，在本发明的第二形态中，提供24. —种高纯度碳酸二芳基酯，其特征在于，是根据上述1~23的任 一项所述的方法，以每小时1 p屯以上的量制备的；25. 根据上述24所述的高纯度碳酸二芳基酯，其特征在于，囟素含量1826.根据上述25所述的高纯度碳酸二芳基酯，其特征在于，闺素含量 为lppb以下。发现，通过实施本发明的方法，可以由环状碳酸酯和芳香族单羟基化 合物，以每小时l吨以上的工业,制备高品质.高性能的芳香族聚碳酸 酯的制备所必须的高纯度碳酸二芳基酯。并且，还发现可以长期例如2000 小时以上、优选3000小时以上、进一步优选5000小时以上、稳定地制备 高纯度碳酸二芳基酯。因此，本发明是作为高纯度碳酸二芳基酯的工业制 备方法具有非常优异的效果的方法。
具体实施方式
下面，对本发明进行具体说明。在本发明中，首先进行工序(1)，由环状碳酸酯和脂肪族一元醇类、 以工业目连续制备碳酸二烷基酯和二醇类。工序(I)的反应是下述式所 示的可逆的酯交换反应。^狡、 形00傻 玩i《c》*啤- Y + H(/ \0Hi 0[式中，Ri表示2价的基团-(CH2)nr(m是2 6的整数)，其1个以上的 氢可以被碳数为1 10的烷基、芳基取代。另外，W表示碳数为1 12的1 价脂肪族基，其1个以上的氢可以被碳数为1~10的烷基、芳基取代。作为这样的环状碳酸酯，优选使用例如，碳酸亚乙酯和碳酸1，2-亚丙 酯等碳酸亚烷基酯类，1，3-二氧杂环己-2-酮，1，3-二氧杂环庚-2-酮等，从获 得的容易性等的观点来看，进一步优选使用碳酸亚乙酯和碳酸1，2-亚丙酯， 特别优选^f吏用碳酸亚乙酯。另外，作为脂肪族一元醇类，使用沸点比生成的二醇类低的脂肪族一 元醇类。因此，也根据使用的环状碳酸酯的种类而异，可以列举出例如，曱醇、乙醇、丙醇(各种异构体)、烯丙醇、丁醇(各种异构体)、3-丁烯-1-醇、戊醇(各种异构体)、己醇(各种异构体)、庚醇(各种异构体)、辛醇(各种 异构体)、壬醇(各种异构体)、癸醇(各种异构体)、十一烷醇(各种异构体)、 十二烷醇(各种异构体)、环戊醇、环己醇、环庚醇、环辛醇、甲基环戊醇(各 种异构体)、乙基环戊醇(各种异构体)、曱基环己醇(各种异构体)、乙基环 己醇(各种异构体)、二曱基环己醇(各种异构体)、二乙基环己醇(各种异构 体)、苯基环己醇(各种异构体)、节醇、苯乙醇(各种异构体)、苯丙醇(各种 异构体)等，进而这些脂肪族一元醇类，可以被卣素、低级烷氡基、氰基、 烷lLiJl^、芳氧基n、酰lL^、硝基等取代a代。在这些脂肪族一元醇类中，优选使用碳数为1 6的醇类，更优选曱醇、 乙醇、丙醇(各种异构体)和丁醇(各种异构体)的碳数1 4的醇类。当使用碳 酸亚乙酯、碳酸1，2-亚丙酯作为环状碳酸酯时，优选甲醇、乙醇，特别优 选甲醇。在进行工序(I)的反应蒸馏时，^A应蒸馏塔内存在催化剂的方法可 以是任意方法，例如，在反应条件下溶解于反应液那样的均相催化剂的情 况中，可以通过向反应蒸馏塔内连续供给催化剂来使催化剂存在于反应蒸 馏塔内的液相中，或在反应条件下不能溶解于反应液那样的非均相催化剂 的情况中，可以通过将固体催化剂配置在反应蒸馏塔内来使催化剂存在于 反应体系中，也可以合并使用上述方法。在将均相催化剂连续供给到反应蒸馏塔内的情况中，可同时供给环状 碳酸酯和/或脂肪族醇，或从与原料不同的位置供给。由于在该蒸馏塔内实 际进行反应的是催化剂供给位置以下的区域，所以优选向从塔顶到原料供 给位置之间的区域i供给该催化剂。另外，该催化剂存在的级，必须为5级 以上，优选7级以上，进一步优选10级以上。另外，在使用不均相的固体催化剂的情况下，该催化剂存在的级的级 数必须为5级以上，优选7级以上、进一步优选10级以上。还可以使用兼 具作为蒸镏塔的填料的效果的固体催化剂。作为工序(I)中使用的催化剂，可以列举出例如，锂、钠、钾、铷、铯、镁、钓、锶和钡等碱金属和碱土类金属类； 碱金属和碱土类金属的氢化物、氢氧化物、醇盐类、酚盐类和酰胺类 等碱性化合物类；碱金属和碱土类金属的碳酸盐类、碳酸氢盐类、有机酸盐类等的碱性 化合物类；三乙胺、三丁胺、三己胺和千基二乙基胺等叔胺类；N-烷基吡咯、N-烷基丐l咮、，懲唑、N-烷基咪唑、N-烷基吡唑、，懲二喳、 吡啶、烷基吡啶、奮啉、烷基会啉、异奮啉、烷基异奮啉、吖啶、烷基吖 啶、菲咯啉、烷基菲咯啉、嘧啶、烷基嘧咬、吡嗪、烷基吡嗪、三溱和烷 基三溱等含氮杂环芳香族化合物类；二氮杂双环十一碳烯(DBU)和二氮杂双环壬烯(DBN)等环状脒类；氧化铊、囟化铊、氢氧化铊、碳酸铊、硝酸铊、硫酸铊和铊的有机酸 盐类等铊化合物类；三丁基甲lL&锡、三丁基乙ll^锡、二丁P甲氧基锡、二乙基二乙 氧基锡、二丁基二乙氧基锡、二丁基苯氧基锡、二苯基甲氧基锡、乙酸二 丁基锡、三丁基氯化锡和2-乙基己酸锡等锡化合物类；二甲氧基锌、二乙氧基锌、亚乙二緣锌和二丁氧基锌等锌化合物类；三甲醇铝、三异丙醇铝和三丁醇铝等铝化合物类；四甲氧基钛、四乙lt^钬、四丁氧基钬、二氯二甲氧基钬、四异丙氧 基钛、乙酸钬和乙酰丙酮钛等钬化合物类；三曱基膦、三乙基膦、三丁基膦、三苯基膦、三丁基甲基铸卣化物、 三辛基丁基铸卣化物和三苯基甲基铸面化物等磷化合物类；囟化锆、乙酰丙酮锆、锆的醇盐和乙酸锆等锆化合物类；铅和含铅化合物类，例如PbO、 Pb02和Pb304等氧化铅类；PbS、 Pb2S3和PbS2等硫化铅类；Pb(OH)2、 Pb302(OH)2、 Pb2[Pb02(OH)2和Pb20(OH)2等氢氧化铅类；Na2Pb02、 K2Pb02、 NaHPM)2和KHPM)2等铅酸盐类；Na2Pb03、 Na2H2Pb04、 K2Pb03、 KPb(OH)6、K4Pb04、 Ca2Pb04和CaPM)3等高铅酸盐类；PbC03和2PbC03'Pb(OH)2等铅的碳酸盐及其碱式盐类； Pb(OCH3)2、(CH30)Pb(OPh)和Pb(OPh)2等烷氧基铅类和芳氧基铅类； Pb(OCOCH3)2、 Pb(OCOCH3)4和Pb(OCOCH3)2Pb03H20等有机酸的铅盐、其碳酸盐、碱式盐类；Bu4Pb、 Ph4Pb、 Bu3PbCl、 Ph3PbBr、 Ph3Pb (或Ph6Pb2)、 Bu3PbOH和Ph2PbO等有机鉛化合物类(Bu表示丁基，Ph表示苯基)； Pb誦Na、 Pb-Ca、 Pb曙Ba、 Pb画Sn和Pb-Sb等铅合金类；方铅矿和闪锌矿等铅矿物类；以及这些铅化合物的7JC合物类等。这些化合物，在溶解于反应原料、反应混合物、反应副产物等中的情 况下，可以用作均相催化剂，在不溶解的情况下，可以用作固体催化剂。 进而，将这样的化合物用反应原料、反应混合物、反应副产物等预先溶解 或通过反应而溶解，将所获得的混合物，用作均相催化剂，也是优选的方 法。进而，作为催化剂，可以使用具有叔氨基的阴离子交换树脂，具有酰 胺基的离子交换树脂，具有至少一种选自磺酸基、羧酸基和磷酸基中的交 换基团的离子交换树脂，以及具有季铵基作为交换基团的固体强碱性阴离子交换剂等的离子交换剂类；二氧化硅、二氧化硅-氧化铝、二氧化硅-氧化镁、硅铝酸盐、硅酸镓、各种沸石类、各种金属交换沸石类、铵交换沸 石类等固体无机化合物类等。作为固体催化剂，特别优选使用的是具有季铵基作为交换基团的固体 强碱性阴离子交换剂，作为这类阴离子交换剂可以列举出例如，具有季铵 基作为交换基团的强碱性阴离子交换树脂、具有季铵基作为交换基团的纤 维素强碱性阴离子交换剂，以及具有季铵基作为交换基团的无机质载⑩ 载型强碱性阴离子交换剂等。作为具有季铵基作为交换基团的强碱性阴离 子交换树脂，优选使用例如苯乙烯类强碱性阴离子交换树脂等。苯乙烯类 强碱性阴离子交换树脂是以苯乙烯和二乙烯基苯的共聚物作为母体，并具 有季铵(I型或II型)作为交换基团的强碱性阴离子交换树脂，例如可模式化地由下式示出。<formula>formula see original document page 23</formula>式中，X表示阴离子，通常作为X使用选自F、 Cn Br-、 r、 HC(V、 C032 、 CH3C02、 HC02、 I03、 Br(V和C103中的至少一种阴离子，优 选使用选自Cl-、 Br—、 HC(V和C(V冲的至少一种阴离子。另外，作为树 脂母体的结构，可以使用凝胶型、大孔型(MR型)中的任一种，从具有高 耐有机溶剂性的观点来看，特别优选MR型。作为具有季铵基作为交换基团的纤维素强碱性阴离子交换剂，可以列 举出例如，纤维素的一部分或全部-OH基进行三烷基氨基乙基化从而得到 的，具有-OCH2CH2NR3X取代基的纤维素。其中R表示烷基，通常使用 曱基、乙基、丙基、丁基等，优选使用甲基、乙基。另外，X表示如上所 述的阴离子。具有季铵基作为交换基团的无机质载体担栽型强碱性阴离子交换剂， 是指通过对无机质载体的部分或全部表面羟基-OH进行修饰，从而引入季 铵基-0(CH2)nNR3X的阴离子交换剂。其中R和X如上所述。n通常为1 6的整数，优选n-2。作为无机质栽体，可以使用二氧化硅、氧化铝、二氧 化珪-氧化铝、二氧化钛和沸石等，优选使用二氧化硅、氧化铝和二氧化硅 -氧化铝，特别优选使用二氧化硅。作为无机质载体的表面羟基的修饰方法， 可以使用任意方法。具有季铵基作为交换基团的固体强碱性阴离子交换剂，可以使用市售 品。在这种情况下，还可以在作为前处理预先用所期望的阴离子类进行离 子交换后，作为酯交换催化剂使用。另外，作为酯交换催化剂，还优选使用由含有至少一个氮原子的杂环 基结合而成的巨大网状和凝胶型的有机聚合物，或由含有至少一个氮原子 的杂环基结合的无机质载体形成的固体催化剂。进而，还同样可以使用这 些含氮杂环基的一部分或全部进行季铵盐化而成的固体催化剂。另外，离 子交换剂等的固体催化剂，也可以发挥作为填料的机能。工序(I)中使用的催化剂的量，根据使用的催化剂的种类的不同而不 同，但在连续供给在反应条件下可溶解于反应液那样的均相催化剂的情况 中，以相对于作为供给原料的环状碳酸酯和脂肪族一元醇的合计质量的比 例表示，通常为0.0001 50质量％,优选0.005 20质量％，更优选0.01~10 质量％。另外，在将固体催化剂设置在该蒸馏塔内使用的情况中，相对于 该蒸馏塔的空塔容积，使用的催化剂量优选为0.01~75体积％，更优选为 0.05~60体积％，进一步优选为0.1~60体积％。在工序(I)中，关于向作为反应蒸馏塔的连续多级蒸馏塔To中连续 供给作为原料的环状碳酸酯和脂肪族一元醇的方法，没有特殊限定，只要 是使它们可在该蒸馏塔的至少5级以上，优选7级以上，更优选10级以上 的区域中，与催化剂接触那样的供给方法，任意方法均可。也就是说，该 环状碳酸酯和该脂肪族一元醇可以从连续多级蒸馏塔的满足上述条件的级的所需数量的引入口连续供给。另外，该环状碳酸酯和该脂肪族一元醇可 以从该蒸馏塔的相同级引入，也可以分别从不同的级引入。作为原料的环状碳酸酯和脂肪族一元醇作为液态、气态或液态与气体 的混合物连续供给到该连续多级蒸馏塔To中。除了这样向该蒸馏塔内供给原料以外，额外将气态原料从该蒸馏塔的下部断续或连续供给的方法，也 是优选的方法。另外，将环状碳酸酯以液态或气液混合状态连续到该蒸馏 塔中的比催化剂存在的级还上部的级中，将该脂肪族一元醇以气态和/或液 态连续供给到该蒸馏塔的下部的方法，也是优选的方法。此时，环状碳酸 酯中可含有脂肪族一元醇。在工序(I)中，供给的原料中可含有作为生成物的碳酸二烷基酯和/ 或二醇类。碳酸二烷基酯的含量，以在脂肪族一元醇和/或碳酸二烷基酯混合物中的碳酸二烷基酯的质量％表示，通常为0~40质量％、优选0~30 质量％、进一步优选0~20质量％; 二醇类的含量以二醇类在环状碳酸酯/ 二醇混合物中的质量％表示，通常为0~10质量％、优选0~7质量％、进 一步优选0~5质量％。在工业实施工序(I)的反应的情况下，除了新引入到反应体系中的环 状碳酸酯和/或脂肪族一元醇之外，该工序和/或其他工序中回收的以环 状碳酸酯和/或脂肪族一元醇为主成分的物质，可以优选用作它们的原料。 本发明可以使这种情况成为可能，这是本发明的优异的特征。所谓其他工 序，是例如由碳酸二烷基酯和芳香族单羟基化合物来制备碳酸二芳基酯的 工序(II)，在该工序(II)中，脂肪族一元醇副生，并被回收。在该回收 副生的脂肪族一元醇中，通常来说，经常含有碳酸二烷基酯、芳香族单羟 基化合物、烷基芳基醚等，进而有时含有少量的碳酸烷基芳基酯、碳酸二 芳基酯等。副生的脂肪族一元醇，可以直接用作工序(I)的原料，也可以 在利用蒸馏等来减少沸点比该脂肪族一元醇高的含有物质的量后，用作工 序(I)原料。另夕卜，工序(I)中使用的优选的环状碳酸酯，可以通过例如环氧乙烷、 环氧丙烷、氧化苯乙烯等的环氧烷与二酸化碳的反应来制备，因此含有少 量这些化合物等的环状碳酸酯也可以用作工序(I)的原料。在工序(I)中，反应蒸馏塔中供给的环状碳酸酯和脂肪族一元醇类的 量比，根据酯交换催化剂的种类、量和反应条件而不同，通常、相对于供 给的环状碳酸酯，脂肪族一元醇类可以以摩尔比在0.01 ~ 1000倍的范围内供给。为了提高环状碳酸酯的反应率，优选以2倍摩尔以上的过剩量供给 脂肪族一元醇类，但是如果过度过量使用，则需要增大装置。从这样的方 面出发，脂肪族一元醇类相对于环状碳酸酯的摩尔比，优选为2~20，更 优选3 ~ 15、进一步优选5 ~ 12。另外，如果残存大量未反应的环状碳酸酯， 则与作为生成物的二醇类反应，副生成2聚体、3聚体等的多聚体，因此 在工业实施的情况下，优选尽量减少未反应的环状碳酸酯的残存量。在本 发明的方法中，即使该摩尔比为IO以下，也可以使环状碳酸酯的反应率为 98%以上、优选99°/。以上、更优选99.9%以上。这也是本发明的特征之一。 在工序(I)中，优选以每小时约0.4吨以上连续制备碳酸二烷基酯， 因此，连续供给的环状碳酸酯的最低量，相对于应该制备的碳酸二烷基酯 的量(P吨/小时)，通常为0.44P吨/小时、优选0.42P吨/小时、更优 选0.4P吨/小时。在进一步优选的情况下，可以少于0,39P吨/小时。工序(I)中使用的连续多级蒸馏塔T。的结构是，具有长度L。 (cin)、 内径D。 (cm)的圆筒形的主体部，在内部具有级数no的内件，在塔顶部 或其附近的塔上部具有内径d01 (cm)的气^出口、在塔底部或其附近 的塔下部具有内径d02 (cm)的液体取出口、在该气体取出口下部且塔的 上部和/或中间部具有1个以上的第1引入口 ，在该液体取出口上部且塔的 中间部和/或下部具有1个以上的第2引入口， L。、 D。、 Lo/D。、 n。、 D0 /d01、 D。/do2必须分别满足式(1) ~ (6)，2100<L。<8000 式(1)180<Do<2000 式(2)4<L0/D。<40 式(3) l(K n0 < 120 式(4 )3<D0/d01<20 式(5)5<D0/d02<30 式(6)。另外，本发明中所用的术语"塔顶部或其附近的塔的上部，，表示从塔 顶部到在其下方约0.25Lo处的部分，术语"塔底部或其附近的塔的下部" 表示从塔底部到在其上方约0.25L。处的部分(在第1和第2连续多级蒸馏塔中，分别为0.25"和0.25L2 )。通过使用同时满足式(1)、 (2)、 (3)、 (4)、 (5)和(6)的连续多级 蒸馏塔To,能够由环状碳酸酯和脂肪族一元醇类，以每小时优选0.4吨以 上的碳酸二烷基酯，和/或每小时优选0.26吨以上的二醇类的工业恥漠， 以高反应率 高选择率 高生产率，例如1000小时以上、优选3000小时 以上、进一步优选5000小时以上的长期、稳定地进行制备。通过实施工序 (I )，能够以具有这样的优异效果的工业，来制备碳酸二烷基酯和二醇 类的理由不清楚，但推测这是由于将式(1) ~ (6)的条件结合时所带来 的复合效果。另外，各种因素的优选范围如下所述。如果L。(cm)小于2100，则由于反应率降^(氐而无法达到目标生产量， 而为了确保能够达到目标生产量的反应率并同时降低设备费用，则必须使 L。为8000以下。更优选的L。 (cm)范围是2300<L。<6000，并进一步优 选为250(KL0<5000。如果D。 ( cm )小于180,则无法达到目标生产量，而为了达到目标生 产量并同时降低i殳备费用，则必须使D。为2000以下。更优选的D。 ( cm ) 范围是20(KDo《1000，并进一步优选为210<D。<800。由于L。/Do小于4或大于40时，稳定运行变得困难，特别是，如果其 大于40，则塔上下部之间的压力差变得过大，因此不仅长期稳定运行变得 困难，而且塔下部的温度必须变高，因而容易产生副>^应，并造成选择率 的下降。更优选的L。/D。范围是5《L。/D。《30，并进一步优选为7<L。/D0 <20。如果nQ小于lO，则由于反应率下降而无法达到目标生产量，而为了确 保能够达到目标生产量的反应率并同时降低设备费用，则必须使n。为120 以下。此外，如果ii。大于120，则由于塔上下部之间的压力差变得过大， 因此不仅长期稳定运行变得困难，而且塔下部的温度必须变高，因而容易 产生副反应，并造成选择率的下降。更优选的11。范围是30<11。<100，并 进一步优选为40 < no < 90。如果Do/dfll小于3，则不仅设备费用变高，而且大量的气体成分容易27逸出至体系外，因此稳定运行变得困难，而如果其大于20,则不仅气体成 分的取出量相对变小，稳定运行变得困难，而且造成了反应率的下降。更 优选的Do/do!范围是4 < D。/dM < 15，并进一步优选为5 < D。/d(n < 13。如果Do/d。2小于5，则不仅设备费用变高，而且液体取出量相对变多， 稳定运行变得困难，而如果其大于30，则液体取出口、配管中的流速急剧 变快，容易产生侵蚀，并造成装置的腐蚀。更优选的D。/d。2范围是7《Do/d。2 < 25，并进一步优选为9 < D。/d。2 < 20。进而可知，工序(I)中使用的连续多级蒸馏塔T。的该d(n和该do2满 足式(7)的情况是进一步优选的。"d01/d02" 式(7)工序(I)中所说的长期稳定运行，意味着在1000小时以上、优选3000 小时以上、进一步优选5000小时以上，没有出现溢流、滴漏(we印ing)、 配管堵塞、腐蚀，可以在基于运行条件的恒稳状态下持续运行，在维持高 反应率.高选择率.高生产率的同时，制a定量的碳酸二烷基酯和二醇 类。工序(I)中所说的碳酸二烷基酯和二醇类的选择率是指相对于反应了 的环状碳酸酯的选择率，在本发明中，通常可以实现95 %以上的高选择率， 优选97%以上、进一步优选99。/。以上的高选择率。另外，工序(I)中所 说的反应率，通常表示环状碳酸酯的反应率，在本发明中，可以使环状碳 酸酯的反应率为95%以上、优选97%以上、更优选99°/。以上、进一步优 选99.5以上、更进一步优选99.9%以上。在这样维持高选择率的同时，可 以实现高反应率，这也是工序(I)的优异的特征之一。工序(I)中使用的连续多级蒸馏塔T。，优选具有塔板和/或填料作 为内件的蒸馏塔。另外，本发明中所说的内件，是指在蒸熘塔中实际上进 行气液接触的部分。作为这样的塔板，优选例如泡罩式塔板、多孔塔板、 浮阀塔板、逆流塔板、超精馏塔板(Superfrac tray )、最大精馏塔板(Maxfrac tray )等，作为i真料，优选拉西环(Raschig ring )、勒辛环(Lessing ring )、 鲍尔环、贝尔鞍环(Berl Saddle)、矩鞍环(Intalox saddle )、狄克松填料、金属网鞍形填料(McMahon packing)或Heli-Pak等的不规整填料、 Mdlapak、 Gempak、 Techno-pack、 Flexipac、 Sulzer填料、Goodroll填 料、Glitchgrid等的规整填料。还可以使用塔板部与填充有填料的部分组 合的多级蒸馏塔。另外，本发明中所说的术语"内件的级数n"，在塔板的 情况下是指塔板数，在填料的情况下是指理论级数。因此，在塔板部与填 充有填料的部分组合的多级蒸馏塔的情况下，级数n是塔板数与理论级数 合计。在环状碳酸酯和脂肪族一元醇类反应的工序(I)中，可以使用内件含 有具有规定级数的塔板和/或填料的板式连续多级蒸馏塔和/或填充塔式 连续多级蒸馏塔的任一者，可以实现高反应率.高选择率.高生产率，但 是发现更优选内件为塔板的板式蒸馏塔。进而，还发现该塔板是含有多孔 板部和降液部的多孔塔板的情况，从功能和设备费用之间的关系的方面出 发，是特别优异的。另外也发现，该多孑L塔板的每1平方米的面积的该多 孔板部具有100 ~ 1000个孔是优选的。更优选的孔ltA每lm2的该面积， 为120 ~卯0个，进一步优选为150 ~ 800个。另外还发现，优选该多孔塔板的每个孔的截面积为0.5~5cm2。更优 选的每个孔的截面积为0.7~4cm2，进一步优选0.9 3cm2。进而发现，该 多孔塔板的每lm2的面积的该多孑L板部具有100 ~ 1000个孔，并且，每个 孔的截面积为0.5 ~ 5cm2的情况是特别优选的。进而发现，该多孔塔板的开口率优选在1.5~15%的范围内。更优选的 该开口率在1.7 ~ 13 %的范围内，进一步优选在1.9 ~ 11 %的范围内。这里， 多孔塔板的开口率，表示该多孔板中存在的孔的全部的截面积(全孔截面 积)相对于该塔板的多孔板部的面积(包括孔部的面积)的比例。在各多 孔塔板中，有时多孔板部的面积和/或全孔截面积不同，但是在该情况下， 各多孔塔板的开口率也优选在上述的范围内。另外，该多孔板部的孔数， 在全部多孔板中，可以相同，也可以不同。可知，通过对连续多级蒸馏塔 To附加上述条件，可以更容易地实现工序(I)中的课题。在实施工序(I)的情况下，通过将作为原料的环状碳酸酯和脂肪族一元醇类连续供给到存在催化剂的连续多级蒸馏塔内，在该塔内同时进行反 应和蒸馏，将含有生成的碳酸二烷基酯的低沸点反应混合物由塔上部以气态连续取出，将含有二醇类的高沸点反应混合物由塔下部以液态连续取出， 可以连续制^^碳酸二烷基酯和二醇类。另外，在工序(I)中，为了将作为原料的环状碳酸酯和脂肪族一元醇类连续供给到连续多级蒸馏塔To内，可以从蒸馏塔的上部的气体取出口下 部且塔的上部或中部设置的1处或多处的引入口，作为原料混合物或者分 别以液态和/或气态供给，优选下述方法，即，将环状碳酸酯或含有大量 环状碳酸酯的原料从蒸馏塔的上部或中部的引入口以液态供给，将脂肪族 一元醇类或含有大量脂肪族一元醇类的原料从在蒸馏塔的下部的液体取出 口的上部且塔的中部或下部设置的引入口以气态供给。可以认为，工序(I)中进行的酯交换反应的反应时间相当于反应液在 连续多级蒸馏塔To内的平均滞留时间，但是其根据蒸馏塔的内件的形状、 级数、原料供给量、催化剂的种类、量、反应条件等而不同，通常为0.1~ 20小时、优选0.5~15小时、更优选1-10小时。工序(I)的反应温度根据使用的原料化合物的种类、催化剂的种类、 量而不同，通常为30~300'C。为了提高反应速度，优选提高反应温度， 但是如果反应温度高，则也容易发生副反应。优选的反应温度为40 ~ 250 'C、更优选50 200"C、进一步优选在60 150"C的范围内。在本发明中， 作为塔底温度，可以在150"C以下、优选130X:以下、更优选110匸以下、 更进一步优选ioor以下，实施反应蒸馏。即使在这样的低的塔底温度下 也可以实现高反应率 高选择率 高生产率，这是工序(I)的优异的特征 之一。另外，反应压力根据使用的原料化合物的种类、组成、反应温度等 而不同，可以为减压、常压、加压的任一种，通常在lPa~2xlo7Pa、优 选在103Pa ~ 107Pa、更优选在104 ~ 5 x 106 Pa的范围内进行。另外，工序(I)的连续多级蒸馏塔T。的回流比，通常使用0~10, 优选0.01 ~ 5，进一步优选使用0.05 ~ 3。构成工序(I)中使用的连续多级蒸镏塔T。的材料，主要是碳钢、不锈钢等金属材料，但是从制备的碳酸二烷基酯和二醇类和高纯度碳酸二芳基 酯的品质的方面出发，优选不锈钢。在本发明中，然后进行由工序(I)制备的碳酸二烷基酯和芳香族单羟 基化合物以工业皿连续制备碳酸二芳基酯的工序(11)。工序(II)中使用的碳酸二烷基酯，是下式所示的化合物 R2OCOOR2这里，RZ如前所述。作为具有这样的112的碳酸二烷基酯，可以列举出 例如，碳酸二甲酯、碳酸二乙酯、碳酸二丙酯(各种异构体)、碳酸二烯丙 酯、碳酸二丁烯基酯(各种异构体)、碳酸二丁酯(各种异构体)、碳酸二戊酯 (各种异构体)、碳酸二己酯(各种异构体)、碳酸二庚酯(各种异构体)、碳酸 二辛酯(各种异构体)、碳酸二壬酯(各种异构体)、碳酸二癸酯(各种异构体)、 碳酸二环戊酯、碳酸二环己酯、碳酸二环庚酯、碳酸二千基酯、碳酸二苯 乙酯(各种异构体)、碳酸二(苯丙基)酯(各种异构体)、碳酸二(苯丁基)酯(各 种异构体)、碳酸二(氯苄基)酯(各种异构体)、碳酸二(甲氧基苄基)酯(各种 异构体)、碳酸二(甲氧基甲基)酯、碳酸二(甲氧基乙基)酯(各种异构体)、碳 酸二(氯乙基)酯(各种异构体)、碳酸二(氰基乙基)酯(各种异构体)等。其中，本发明中优选使用的是112为不含卣素的碳原子数为4以下的烷 基所形成的碳酸二烷基酯，特别优选碳酸酯二甲酯。此外，优选的碳酸二 烷基酯中，更优选的是在实质上不含卣素的状态下所制备的碳酸二烷基酯， 例如由实质上不含卤素的碳酸亚烷基酯和实质上不含卣素的醇所制备的碳 酸二烷基酯。工序(II)中使用的芳香族单羟基化合物，是指下述通式所示的化合 物，并且只要是羟基直接连接在芳香族基上的化合物，何种形式都可以。 Ar3OH这里，A—表示碳原子数5~30的芳香族基。作为具有这样的A一的 芳香族单羟基化合物，例如可以使用苯酚；曱酚(各种异构体)、二甲酚(各 种异构体)、三曱酚(各种异构体)、四甲酚(各种异构体)、乙基苯酚(各种异构体)、丙基苯酚(各种异构体)、丁基苯酚(各种异构体)、二乙基苯酚(各种异构体)、甲基乙基苯酚(各种异构体)、曱基丙基苯酚(各种异构体)、二丙 基苯酚(各种异构体)、甲基丁基苯酚(各种异构体)、戊基苯酚(各种异构体)、己基苯酚(各种异构体)、环己基苯酚(各种异构体)等各种烷基苯酚类；甲氧 基苯酚(各种异构体)、乙氧基苯酚(各种异构体)等各种烷氧基苯酚类；苯丙 基苯酚(各种异构体)等各种芳基烷基苯酚；萘酚(各种异构体)及各种取代的 萘酚类；羟基吡咬(各种异构体)、羟基香豆素(各种异构体)、羟基喹啉(各 种异构体)等杂芳香族单羟基化合物类等。这些芳香族单羟基化合物可以用作1种或1种以上的混合物。这些芳 香族单羟基化合物中，本发明中优选使用的是Ar3为碳原子数6 ~ 10的芳 香族基所形成的芳香族单羟基化合物，特别优选为苯酚。另外，这些芳香 族单羟基化合物中，本发明中优选使用的是实质上不含卣素的那些。因此，本发明中所说的碳酸二芳基酯， 一般是指下式所示的化合物。(式中、Ar3、 A/分别表示l价的芳香族基)A一和A/表示1价的碳环式或杂环式芳香族基，在该Ar3、 A一中，1 个以上的氢原子可由对反应无不利影响的其他取代a代，所述取代基例 如为卤素原子、碳原子数1 ~ 10的烷基、碳原子数1 ~ 10的烷氧基、苯基、 苯氧基、乙烯基、氰基、酯基、酰胺基、硝基等。Ar3、 A一可以相同，也 可以不同。作为1价的芳香族基A一和A,的代表例，可以列举出苯基、 萘基、联苯基、吡免基。它们可以被上述l种以上的取代基取代。作为优 选的A一和Ar4，分别可以列举出例如下式所示的基团等。特别优选的碳酸二芳基酯，是下式所示的取代或非取代的碳酸二苯基酯。(式中、W和R"分别独立地表示氢原子、具有碳原子数1 10的烷 基、具有碳原子数1 10的烷氧基、成环碳原子数为5~10的环烷基或苯 基，p和q为l 5的整数，在p为2以上的情况下，各W可以分别不同， q为2以上的情况下，各R"可以分别不同。)在该碳酸二芳基酯类中，优选非取代的碳酸二苯基酯、碳酸二曱苯基 酯、碳酸二-叔丁基苯基酯那样的低级烷基取代二苯基碳酸酯等的对称型碳 酸二芳基酯，特别优选的是最简单结构的碳酸二苯基酯。这些碳酸二芳基 酯类可以单独使用，也可以组务使用2种以上。在工序(II)中，用作原料的碳酸二烷基酯与芳香族单羟基化合物的 量比，以摩尔比计，优选为0.1~10。在该范围外，相对于目标的碳酸二芳 基酯的规定生产量，残存的未反应的原料增加，没有效率，并且为了回收 它们而需要大量能量。从这个意义出发，该摩尔比优选为0.5~5，更优选 0.8 ~ 3，进一步优选为1一2。在本发明中，是连续制M小时1吨以上的高纯度碳酸二芳基酯，为 此，在工序(II)中，连续供给的芳香族单羟基化合物的最低量，相对于 要制备的高纯度碳酸二芳基酯的量(Q吨/小时)，通常为15Q吨/小时， 优选13Q吨/小时、更优选10Q吨/小时。在进一步优选的情况下，可 以小于8Q吨/小时。另外，在工序(II)中，用作原料的碳酸二烷基酯和芳香族单羟基化 合物可以分别为高纯度，但是也可以含有其他化合物，例如可以含有第1 连续多级蒸馏塔和/或第2连续多级蒸馏塔中生成的化合物、反应副产物。 在工业实施的情况下，作为它们的原料，除了新引入到反应体系中的碳酸 二烷基酯和芳香族单羟基化合物之外，还优选使用从第l连续多级蒸馏塔 和/或第2连续多级蒸馏塔回收的物质、从其它工序回收的物质。在本发明的方法中，第2连续多级蒸馏塔中的作为低沸点反应混合物的塔顶成分 供给到第1连续多级蒸馏塔中。在该情况下，第2塔低沸点反应混合物可 以直接供给到第l连续多级蒸馏塔，也可以在分离一部分成分后供给。因此，在工业实施的本发明中，在供给到第l连续多级蒸馏塔的原料 中，优选含有醇类、碳酸烷基芳基酯、碳酸二芳基酯、烷基芳基醚等，进 一步优选使用含有少量作为生成物的碳酸烷基芳基酯、碳酸二芳基酯的弗 利斯重排生成物、其衍生物等的高沸点副产物的物质。在本发明中，例如 作为碳酸二烷基酯以碳酸二甲基酯为原料，作为芳香族单羟基化合物以苯 酚为原料，来制备碳酸甲基苯基酯(methyl phenyl carbonate)和碳酸二 苯基酯的情况下，在该原料中优选含有作为反应生成物的甲醇、碳酸甲基 苯基酯和碳酸二苯基酯，进一步可以含有少量作为反应副产物的苯甲醚、 7jC杨酸苯基酯、水杨酸甲基酯、由它们衍生的高沸点副产物。另外，本发明的高纯度碳酸二芳基酯优选用于通过与芳香族二羟基化 合物的聚合反应来制备芳香族聚碳酸g旨，在其聚合工序中，副生成大量芳 香族单羟基化合物，并且被回收。该副生的芳香族单羟基化合物用作本发 明的工序(II)的原料，是优选的方法。在工序(II)中，制备的碳酸二芳基酯是利用碳酸二烷基酯和芳香族 单羟基化合物的酯交换反应而获得的，该酯交换反应，包括下述反应，即， 碳酸二烷基酯的1个或2个烷氧基与芳香族单羟基化合物的芳氧基交换， 使醇类脱离的反应；和利用生成的碳酸烷基芳基酯2分子间的酯交换反应 即歧化反应，变换为碳酸二芳基酯和碳酸二烷基酯的反应。在工序(II) 的第1连续多级蒸馏塔中，主要获得碳酸烷基芳基酯，在第2连续多级蒸 馏塔中，主要利用该碳酸烷基芳基酯的歧化反应，获得碳酸二芳基酯和碳 酸二烷基酯。工序(II)中获得的碳酸二芳基酯完全不含有囟素，因此作 为工业制备本发明的芳香族聚碳酸酯时的原料是重要的。这是因为，聚合 原料中即使卣素例如以少于lppm的量存在，也会阻碍聚合反应，阻碍芳 香族聚碳酸酯的稳定制备，并且成为使生成的芳香族聚碳酸酯的物性低下、 着色的原因。作为工序(II)的第l连续多级蒸馏塔和/或第2连续多级蒸馏塔中 使用的催化剂，例如选自下述化合物 <铅化合物>PbO、 Pb02、 Pb;j04等的氧化铅类；PbS、 Pb2S等的硫化铅类；Pb (OH) 2、 Pb202 (OH) 2等的氢氧化铅类；Na2Pb02、 K2Pb02、 NaHPb02、 KHPb()2等的铅酸盐类；Na2Pb03、 Na2H2Pb04、 K2Pb03、 K2[ Pb( OH )6 ]、 K4Pb04、 Ca2Pb04、CaPb03等的高铅酸盐类；PbC03、 2PbC03 Pb (OH) 2等的铅的碳酸盐及其碱性盐类；Pb ( OCOCH3 )2、 Pb ( OCOCH3) 4、 Pb ( OCOCH3) 2 PbO 3H20等的有机酸的铅盐及其碳酸盐、碱性盐类；Bu4Pb、 Ph4Pb、 Bu3PbCl、 Ph3PbBr、 Ph3Pb (或Ph6Pb2 )、 Bu3PbOH、Ph3PbO等的有机铅化合物类(Bii表示丁基、Ph表示苯基)；Pb ( OCH3) 2、 ( CH30) Pb ( OPh )、 Pb (OPh ) 2等的烷氧基铅类、芳氧基铅类；Pb-Na、 Pb-Ca、 Pb國Ba、 Pb画Sn、 Pb-Sb等的铅的合金类； 方铅矿、闪锌矿等的铅矿物类，以及这些铅化合物的7jc合物； <铜族金属的化合物>CuCl、 CuCl2、 CuBr、 CuBr2、 Cul、 Cul2、 Cu (OAc) 2、 Cu (acac) 2、油酸铜、Bu2Cu、 (CH30)2Cu、 AgN03、 AgBr、苦味酸银、AgC6H6C104、 [AuC = C-C (CH3) 3] n、 [ Cu (C7H8) CI] 4等的铜族金属的盐和络合物 (acac表示乙酰丙酮螯合物配体)；<碱金属的*物〉Li (acac)、 LiN (C4H9) 2等的碱金属的^^物；<锌的络合物>Zn (acac) 2等的锌的*物；<镉的*物>5Cd Ucac) 2等的镉的#物； <铁族金属的化合物>Fe (C10H8) (CO) 5、 Fe (CO) 5、 Fe ( C4H6) (CO) 3、 Co (l，3，5-三甲基苯) 2 (PEt2Ph) 2、 CoCsF5 (CO) 7、 Ni-7T-C5HsNO、 二茂铁等的 铁族金属的^物；<锆络合物>Zr (acac) 4， 二茂锆等的锆的络合物； <路易斯酸类化合物>A1X3、 TiX3， TiX4、 VOX3、 VXS、 ZnX2、 FeX3、 SnX4 (这里，X是 囟素、乙酰氧基、烷氧基、芳氧基)等的路易斯酸和产生路易斯酸的过渡 金属化合物；<有机锡化合物> (CH3 ) 3SnOCOCH3 、 ( C2H5) 3SnOCOC6H5 、 Bu3SnOCOCH3 、 Ph3SnOCOCH3、 Bu2Sn( OCOCH3 )2、 Bu2Sn( OCOCuH23 )2、 Ph3SnOCH3、 (C2H5) 3SnOPh、 Bu2Sn ( OCH3) 2、 Bu2Sn ( OC2H5) 2、 Bu2Sn ( OPh ) 2、 Ph2Sn (OCH3) 2、 (C2H5) 3SnOH、 Ph3SnOH、 Bu2SnO、 (C8H17) 2SnO、 Bu2SnCl2、 BuSnO (OH)等的有机锡化合物；等含金属化合物都可以用 作催化剂。这些催化剂既可以是固定在多级蒸馏塔中的固体催化剂，也可 以是溶解于反应体系的可溶性催化剂。当然，这些催化剂成分既可以是与反应体系中所存在的有机化合物， 例如脂肪醇类、芳香族单羟基化合物类、碳酸烷基芳基酯类、碳酸二芳基 酯类、碳酸二烷基酯类等反应的物质，也可以是在反应之前用原料或生成 物进行加热处理过的物质。在使用溶解于反应体系的可溶性催化剂实施工序(II)的情况下，这 些催化剂优选是在反应条件下在反应液中溶解度高的物质。在这种情况下， 作为优选的催化剂，可以列举例如PbO、 Pb(OH)2、 Pb(OPh)2; TiCl4、 Ti ( OMe ) 4、 ( MeO ) Ti ( OPh ) 3、 ( MeO ) 2Ti ( OPh ) 2、 ( MeO ) 3Ti (OPh)、 Ti (OPh) 4; SnCl4、 Sn (OPh) 4、 Bu2SnO、 Bu2Sn (OPh) 2;36在该液体取出口上部且塔Lp D!、 L，/Dp nj、 D，FeCl3、 Fe (OH) 3、 Fe ( OPh ) 3等、或者这些物质用苯酚或反应液等处 理过的物质等。第l连续多级蒸馏塔中使用的催化剂和第2连续多级蒸馏 塔中使用的催化剂可以为同一种类，也可以为不同种类。工序(II )中使用的该第1连续多级蒸馏塔，其结构是具有长度L，( cm )、 内径D, (cm)的圆筒形的主体部，在内部具有级数为n,的内件，在塔顶 部或其附近的塔上部具有内径d (cm)的气体取出口、在塔底部或其附 近的塔下部具有内径d12 (cm)的液体取出口、在该气体取出口下部且塔 的上部和/或中间部具有1个以上的第3引入口 ， 的中间部和/或下部具有1个以上的第4引/V口 ， /d 、 D，/du需要分别满足式(7) ~ (12): 1500 < L， < 8000 式(7)式(8) 式(9)式(10) 式(11) 式(12)。另外，工序(II)中使用的第2连续多级蒸馏塔，其结构是具有长度 L2(cm)、内径D2 (cm)的圆筒形的主体部，在内部具有级数n2的内件， 在塔顶部或其附近的塔上部具有内径d21 (cm)的气体取出口、在塔底部 或其附近的塔下部具有内径d22 (cm)的液体取出口、在该气体取出口下 部且塔的上部和/或中间部具有1个以上的第5引入口 ，在该液体取出口的 上部且塔的中间部和/或下部具有1个以上的第6引入口， L2、 D2、 L2/D2、 n2、 D2/d21、 D2/d22需要分别满足式(13) ~ (18): 150(KL2<8000 式(13) 100<D2<2000 式(14)2 < L2 / D2 "0 式(15)l(K n2 < 80 式(16 )2<D2/d21<15 式(17)100 < < 2000 20 << 1205<D2/d22<30 式(18)。发现通过使用同时满足全部式(7) ~ (18 )的第1连续多级蒸馏塔和 第2连续多级蒸馏塔，可以由碳酸二烷基酯和芳香族单羟基化合物，以每 小时1吨以上的工业规^莫、以高选择率.高生产率、例如以2000小时以上、 优选3000小时以上、更优选5000小时以上的长时间、稳定制备碳酸二芳 基酯。通过实施本发明的方法，能够进行具有这样的优异效果的工业目 的碳酸二芳基酯的制备的理由不清楚，但是推定是由于组合式(7) ~ (18) 的条件时带来的复合效果。另外，构成工序(II)中使用的连续多级蒸馏 塔的M素的优选的范围如下所示。如果L! (cm)和L2 (cm)分别小于1500，则由于反应率低下，而不 能实现目标生产量，为了在确保能够实现目标生产量的反应率的同时、降 低设备费用，需要使L,和L2分别为8000以下。更优选的L, (cm )和L2 (cm )的范围分别为2000 < L, < 6000和2000 < L2 < 6000，进一步优选为 2500 < L, < 5000和2500 < L2 < 5000。如果D, (cm)和D2 (cm)分别小于100，则不能实现目标生产量， 为了在实现目标生产量的同时、降低设备费用，需务使和D2分别为2000 以下。更优选的( cm )和D2 ( cm )的范围分别为150 << 1000和150 《D2 < 1000,进一步优选分别为200 < D， < 800和200 < D2 < 800。另外，在第1连续多级蒸馏塔和第2连续多级蒸馏塔中，只要D,和 D2在上述的范围内，则从塔的上部到下部可以分别为相同的内径，也可以 使内径部分地不同。例如在这些连续多级蒸镏塔中，塔上部的内径可以比 塔下部的内径小，也可以比塔下部的内径大。在L,/Di和L2/D2分别小于2时或大于40时，很难稳定运行，特别 是如果大于40,则塔的上下的压力差变得过大，因此不仅很难长期稳定运 行，而且必须提高塔下部的温度，因此容易产生副反应，引起选择率的低 下。更优选的Li/Di和L2/D2的范围分别为3《1^/Di《30和3<L2/ D2《30，进一步优选为5《1^/Di《15和5《L2/D2《15。如果ni小于20，则反应率低下，因此不能实现在第1连续多级蒸馏塔中的目标生产量，为了在确保能够实现目标生产量的反应率的同时、降低设备费用，需要使iM为120以下。进而，如果i^大于120，则塔的上下 的压力差变得过大，因此不仅第l连续多级蒸馏塔的长期稳定运行变得困 难，而且必须提高塔下部的温度，因此容易发生副反应，引起选择率的低 下。更优选的n!的范围为3(K 《100，进一步优选为40《n，《卯。另外，如果112小于10，则^JI率4氐下，因此不能实现在第2连续多 级蒸馏塔中的目标生产量，为了在确保能够实现目标生产量的反应率的同 时、降低设备费用，需要使n2为80以下。进而，如果n2大于80，则塔的 上下的压力差变得过大，因此不仅第2连续多级蒸馏塔的长期稳定运行变 得困难，而且必须提高塔下部的温度，因此容易发生副反应，引起选择率 的低下。更优选的112的范围是15<112<60，进一步优选为20<112<50。如果D,/du小于5，则不仅第l连续多级蒸馏塔的设备费用增加，而 且大量气体成分容易逃出到体系外，因此第l连续多级蒸馏塔的稳定运行 变得困难，如果大于30，则气体成分的取出量相对变小，不仅很难稳定运 行，而且导致反应率的低下。更优选的D,/dn的范围是8《D,/du《25, 进一步优选为10《Di/d"《20。另外，如果D2/dn小于2，则不仅第2 连续多级蒸馏塔的设备费用增加，而且大量气体成分容易逃出到体系外， 因此第2连续多级蒸馏塔的稳定运行变得困难，如果大于15，则气体成分 的取出量相对变小，不仅很难稳定运行，而且导致反应率低下。更优选的 D2/d"的范围是5《D2/dn《12，进一步优选为3<D2/d21<10。如果^/(112小于3，则不仅第l连续多级蒸馏塔的设备费用增加，而 且液体取出量相对增加，第l连续多级蒸馏塔的稳定运行变得困难，如果 大于20,则液体取出口、配管中的流速急剧增加，容易发生腐蚀，引起装 置的腐蚀。更优选的^/(112的范围是5《Di/du《18，进一步优选为7 《D,/du《15。另外，如果02/€!22小于5，则不仅第2连续多级蒸馏塔 的设备费用增加，而且液体取出量相对增加，第2连续多级蒸馏塔的稳定 运行变得困难，如果大于30，则液体取出口、配管中的流速急剧增加，容 易发生腐蚀，导致装置的腐蚀。更优选的D2/d22的范围是7《D2/d22<25，进一步优选为9<D2/d22<:20。进而已知，在工序(II)中，该du和该du满足式(20)，并且该d21 和该(122满足式(21)的情况是更优选的。"d12/du<5 式(20)l<d21/d22<6 式(21)工序(II)中所说的长期稳定运行，是指可以在基于运行条件的恒稳 状态下连续运行1000小时以上、优选3000小时以上、更优选5000小时以 上，且没有溢流、滴漏、配管堵塞、腐蚀等，在维持高选择率的同时制备 规定量的碳酸二芳基酯。在工序(II)中，其特征是，以每小时优选1吨以上的高生产率、以 高选择率长期稳定地生产碳酸二芳基酯，更优选以每小时2吨以上、进一 步优选每小时3吨以上生产碳酸二芳基酯。另外，在工序(II)中，其特 征在于，第1连续多级蒸馏塔的Lp Dp "/Dp m、 Di/du、 D1/d12 分别为20006000、 15(KD、1000、 3"〃D、30、 3(Kn、謂、 "D〃d"25、 5"〃d"18，第2连续多级蒸馏塔的L2、 D2、 L2/ D2、 n2、 D2/d21、 D2/d22分别为2000<L2<6000、 15(KD2<1000、 3< L2/D2<30、 15 "2 "0、 2.5<D2/d21<12、 7<D2/d22<25的情况下， 以每小时2喊以上、优选每小时2.5吨以上、进一步优选每小时3吨以上 制备碳酸二芳基酯。进而，在工序(II)中，其特征在于，第1连续多级蒸馏塔的L,、 Dp L，/D，、 ih、 Di/d 、 Di/du分别为2500<1^<5000、 200《D,《800、 5 《L/D,《15、 40"、卯、1(KD〃d"25、 7《D〃d"15，第2连 续多级蒸馏塔的L2、 D2、 L2/D2、 n2、 D2/d21、 02/^2分别为2500<L2 <5000、 20(KD2<800、 5<L2/D2<10、 20<n2<50、 3<D2/d21 < 10、 9<D2/d22<20的情况下，以每小时3p屯以上、优选每小时3.5吨以上、 进一步优选每小时4吨以上制备碳酸二芳基酯。工序(II)中所说的碳酸二芳基酯的选择率，是指相对于反应了的芳 香族单羟基化合物的值，在工序(II)中，通常可以实现95%以上的高选择率，优选97%以上、进一步优选98%以上的高选择率。工序(II)中使用的第l连续多级蒸馏塔和第2连续多级蒸馏塔，优 选具有塔板和/或填料作为内件的蒸馏塔。本发明中所说的内件，是指在 蒸馏塔中实际上进行气液接触的部分。作为这样的塔板，优选在工序(I) 的项目所述的塔板。另外，"内件的级数n"，如上所述。在工序(II)的第1连续多级蒸馏塔中，主要进行由碳酸二烷基酯和 芳香族单羟基化合物来生产碳,基芳基酯的反应，该反应的平衡常数非 常小，并且反应速度慢，因此发现，作为反应蒸馏中使用的第l连续多级 蒸馏塔，更优选内件为塔板的板式蒸馏塔。另外，在第2连续多级蒸馏塔 中，主要进行使该碳酸烷基芳基酯歧化的反应，该反应的平衡常数也小， 并且反应速度慢。但是发现，作为反应蒸馏中使用的第2连续多级蒸镏塔， 更优选内件具有填料和塔板的两方的蒸馏塔。进而发现，作为第2连续多 级蒸餾塔，优选上部设置有填料、下部设置有塔板。还发现，第2连续多 级蒸馏塔的该填料优选为规整填料，规整填料中特别优选Mellapak。进而发现，在第1连续多级蒸馏塔和第2连续多级蒸馏塔中分别设置 的该塔板是具有多孔板部和降液部的多孔塔板的情况下，功能和设备费用 之间关系是特别优异的。另外还发现，优选该多孔塔板的每l平方米的面 积的该多孔板部具有100 ~ 1000个孔。更优选的孔lbi每lm2的该面积为 120 ~ 900个，进一步优选为150 ~ 800个。另外还发现，优选该多孔塔板的每个孔的截面积为0，5~5cm2。更优 选的每个孔的截面积为0.7~4cm2，进一步优选0.9 3cm2。进而发现，该 多孔塔板的每1加2该多孔板部的面积具有100~1000个孔、并且、每个孔 的截面积为0.5~5cm2的情况是特别优选的。可知，通过对连续多级蒸馏 塔附加上述条件，能够更容易地完成本发明的课题。在实施工序(II)的情况下，将作为原料的碳酸二烷基酯和芳香族单 羟基化合物连续供给到存在催化剂的第1连续多级蒸馏塔内，在该第1塔 内同时进行反应和蒸馏，将含有生成的醇类的第l塔低沸点反应混合物由 该第1塔上部以气态连续取出，将含有生成的碳酸烷基芳基酯类的第1塔高沸点反应混合物由该第l塔下部以液态连续取出，将该第l塔高沸点反应混合物连续供给到存在催化剂的第2连续多级蒸馏塔中，在该第2塔内 同时进行反应和蒸馏，将含有生成的碳酸二烷基酯类的第2塔低沸点反应 混合物由该第2塔上部以气态连续取出，将含有生成的碳酸二芳基酯类的 第2塔高沸点反应混合物由该第2塔下部以液态连续取出，另一方面，将 含有碳酸二烷基酯类的第2塔低沸点反应混合物连续供给到第1连续多级 蒸馏塔内，由此连续制备碳酸二芳基酯。在该原料中，如前所述，可以含有作为反应生成物的醇类、碳酸烷基 芳基酯、碳酸二芳基酯、烷基芳基醚、高沸点化合物等的反应副产物。如 果考虑其他工序中的分离'精制中使用的设备、费用，则在实际上工业实 施的本发明的情况下，优选含有少量这些化合物。在工序(II)中，为了将作为原料的碳酸二垸基酯和芳香族单羟基化 合物连续供给到第1连续多级蒸馏塔内，可以从该第1蒸馏塔的上部的气 体取出口下部且塔的上部或中部设置的l处或多处的引入口，以液态和/ 或气态供给，而将含有大量芳香族单羟基化合物的原料从该第1蒸馏塔的 上部的引入口以液态供给，将含有大量碳酸二烷基酯的原料从该第1蒸馏 塔的下部的液体取出口上部且塔的下部设置的引入口以气态供给，也是优 选的方法。另外，在工序(II)中，从第1连续多级蒸馏塔下部连续取出的含有 碳酸烷基芳基酯类的笫1塔高沸点反应混合物，被连续供给到第2连续多 级蒸馏塔中，其供给位置优选为朵2蒸馏塔的上部的气体取出口下部且塔 的上部或中部设置的l处或多处的引入口，以液态和/或气态供给。另夕卜， 本发明的优选的实施方式中，作为第2蒸馏塔，在使用上部具有填料部、 下部具有塔板部的蒸镏塔的情况下，优选至少l处引入口设置在填料部与塔板部之间。另外，在填料由2件以上的多件规整填料形成的情况下，在 构成这些多件规整填料的间隔中设置引入口 ，也是优选的方法。另外，在工序(II)中，第l连续多级蒸馏塔和第2连续多级蒸馏塔 的塔顶气体取出成分分别冷凝后、实施将其一部分返回到各自的蒸馏塔上42部的回流操作，也是优选的方法。在该情况下，第l连续多级蒸馏塔的回流比在0 10的范围内，优选为0~5，更优选为0~3的范围。第2连续 多级蒸馏塔的回流比在0.01 ~ 10的范围内、优选0.08 ~ 5 、更优选在0.1 ~ 2的范围内。在第l连续多级蒸愤塔中，不进行回流操作的回流比O也是 优选的实施形态。在工序(II)中，使第1连续多级蒸馏塔内存在催化剂的方法可以是 任意的，在催化剂为不溶解于反应液的固体状的情况下，优选利用设置在 第l连续多级蒸馏塔内的级的方法、形成填料状进^^置的方法等，使其 固定在塔内。另外，在溶解于原料、反应液的催化剂的情况下，优选从比 该笫l蒸馏塔的中部更上部的位置供给到蒸馏塔内。在该情况下，原料或 反应液中溶解的催化剂液可以与原料一起引入，也可以从与原料不同的引 入口引入该催化剂液。本发明的第i连续多级蒸馏塔中使用的催化剂的量，根据使用的催化剂的种类、原料的种类、其量比、反应温度以;s^^应压力 等的反应条件的不同而不同，用相对于原料的总质量的比例表示，通常橫_用0.0001 ~ 30质量％ 、优选0.0005 ~ 10质量％ 、更优选0.001 ~ 1质量％ 。 另外，在工序(II)中，使第2连续多级蒸馏塔内存在催化剂的方法， 可以是任意的，在催化剂为不溶解于反应液的固体状的情况下，优选利用 在第2连续多级蒸馏塔内的级中设置的方法、形成填料状进行设置的方法 等，使其固定在塔内。另外，在溶解于原料、反应液的催化剂的情况下， 优选从比该第2蒸馏塔的中部更上部的位置供给到蒸馏塔内。在该情况下， 原料或反应液中溶解的催化剂液可以与原料一起引入，也可以从与原料不 同的引入口引入该催化剂液。本发明的第2连续多级蒸馏塔中使用的催化 剂的量根据所使用的催化剂的种类、原料的种类、其量比、反应温度以及 反应压力等的反应条件的不同而不同，用相对于原料的总质量的比例表示， 通常使用0.0001 ~ 30质量％ 、优选0.0005 ~ 10质量％ 、更优选0.001 ~ 1 质量％。在工序(II)中，第l连续多级蒸馏塔中使用的催化剂和第2连续多 级蒸馏塔中使用的催化剂可以为同一种类，也可以为不同种类，优选使用相同种类的催化剂。进一步优选为相同的种类，可以溶解于两方的反应液 的催化剂。在该情况下，催化剂通常以溶解于第l连续多级蒸馏塔的高沸 点反应混合物中的状态，与碳酸烷基芳基酯等一起从该第l蒸馏塔的下部取出，直接供给到第2连续多级蒸馏塔，这是优选的实施形态。另外，根 据需要，还可以在第2连续多级蒸馏塔中新追加催化剂。可以认为，工序(II)中进行的酯交换反应的反应时间相当于第1连 续多级蒸馏塔内和第2连续多级蒸馏塔内各自的反应液的平均滞留时间， 但是其根据各自的该蒸馏塔的内件的形状、级数、原料供给量、催化剂的 种类、量、反应条件等而不同，在第l连续多级蒸馏塔内和第2连续多级 蒸馏塔内，分别通常为0.01~10小时、优选0.05 5小时、更优选0.1-3 小时。第l连续多级蒸镏塔的反应温度，根据使用的原料化合物的种类、催 化剂的种类、量而不同，通常在100~350*€的范围内。为了提高反应速度， 优选提高反应温度，但M应温度越高，也越容易发生副反应，例如烷基 芳基醚等的副生增加，因此不优选。从这个意义出发，第l连续多级蒸馏 塔中的优选的反应温度为130~280t;、更优选150 260X:、进一步优选为 180 250"C的范围内。第2连续多级蒸馏塔的反应温度根据所使用的原料化合物的种类、催 化剂的种类、量而不同，通常在100~350匸的范围内。为了提高反应速度， 优选提高反应温度，但^A应温度越高，也越容易发生副反应，例如烷基 芳基醚、原料、作为生成物的碳酸烷基芳基酯、碳酸二芳基酯的弗利斯重 排反应生成物、其衍生物等的副生增加，因此不优选。从这个意义出发， 第2连续多级蒸馏塔中的优选的反应温度为130 280t:、更优选150 ~ 260 。C、进一步优选180 250X:的范围内。另外，笫1连续多级蒸馏塔的反应压力根据使用的原料化合物的种类、 组成、反应温度等而不同，在第l连续多级蒸镏塔中，可以为减压、常压、 加压的任一种，通常在塔顶压力0.1 ~ 2 x 107Pa、优选105 ~ 107Pa、更优选 2 x 105 ~ 5 x 106 Pa的范围内进行。第2连续多级蒸馏塔的反应压力，根据所使用的原料化合物的种类、 组成、反应温度等而不同，可以为减压、常压、加压的任一种，通常在塔 顶压力0.1 ~ 2 x l07Pa、优选103 ~ 106Pa、更优选5 x 103 ~ 105 Pa的范围内进行。另外，作为工序(II)中的第1连续多级蒸馏塔，还可以使用2台以 上的蒸馏塔。在该情况下，可以串联连接2台以上的蒸馏塔，也可以并联 连接，进而还可以组合串联和并联来连接。另外，作为工序(II)中的第 2连续多级蒸馏塔，还可以使用2台以上的蒸馏塔。在该情况下，可以串 联连接2台以上的蒸馏塔，也可以并联连接，进而还可以组合串联和并联 来连接。构成工序(II)中使用的第1连续多级蒸馏塔和第2连续多级蒸镏塔 的材料，主要是碳钢、不锈钢等金属材料，从制备的芳香族碳酸酯的品质 的方面出发，优选不锈钢。工序(II)的从第2连续多级蒸馏塔的塔下部以液态连续取出的第2 塔高沸点反应混合物，以碳酸二芳基酯为主成分，但是通常含有未反应的 碳酸垸基芳基酯、少量的未反应原料、少量的高沸点副产物等，在使用均 相催化剂的情况下，还含有该催化剂成分。因此，需要实施用于从第2塔 高沸点反应混合物中获得高纯度碳酸二芳基酯的精制工序(III)。对于工 序(III)，只要是可以从笫2塔高沸点反应混合物获得高纯度碳酸二芳基 酯的方法，则可以是任何方法。例如为蒸馏和/或重结晶等的方法。发现， 在本发明中，其中特别优选用蒸馏法进行工序(III)。进而发现，在本发明中，进一步优选采用下述蒸馏分离法进行工序 (III)，所述蒸馏分离法是使用2台蒸馏塔(高沸点物质分离塔、具有侧 馏分取出口的碳酸二芳基酯精制塔)，在该高沸点物质分离塔中，连续分离 成以未反应碳酸烷基芳基酯、少量的未反应原料、碳酸二芳基酯为主成分 的塔顶成分，和以少量的高沸点副产物等和/或催化剂成分为主成分的塔 底成分，同时将该高沸点物质分离塔的塔顶成分连续供给到碳酸二芳基酯 精制塔，在该碳酸二芳基酯精制塔中，连续分离成塔顶成分、侧馏分成分、和塔底成分的3种成分，作为侧馏分成分获得高纯度碳酸二芳基酯的蒸馏 分离法。另外，该高沸点物质分离塔的塔底成分的全部量或一部分，优选作为 工序(II)的催化剂成分，循环至第1连续多级蒸馏塔和/或第2连续多 级蒸馏塔中，进行再使用。另外，该碳酸二芳基酯精制塔的塔顶成分中， 通常含有少量的碳酸二芳基酯，因此通过将该塔顶成分直接，或者另外进 行其它蒸馏分离后，将该塔底成分的全部或一部分，返回至高沸点物质分 离塔和/或碳酸二芳基酯精制塔，作为高纯度碳酸二芳基酯回收的方法， 也是优选的方法。在工序(III)中，通常获得99.9%以上、优选99.99%以上的高纯度 碳酸二芳基酯。另外，高沸点副产物的含量通常为100ppm以下，优选 SOppm以下、更优选10ppm以下。另外，在本发明中，通常使用不含卣 素的原料和催化剂，因此所获得的高纯度碳酸二芳基酯的卣素含量为 O.lppm以下，优选10ppb以下，进一步优选lppb以下(在离子色镨的检 测限以外)。以下，通过实施例更加具体地说明本发明，但是本发明并不限定于以 下的实施例。离素通过离子色镨法分别测定。 实施例1(1)连续制备碳酸二甲基酯与乙二醇的工序(I) <连续多级蒸馏塔To >使用图l所示那样的L0 = 3300cm、 D0 = 300cm、 L0/D。-ll、 n0 = 60、 D0/d01 = 7.5、 D0/do2 = 12的连续多级蒸馏塔。另外，在该实施例中，作 为内件，使用多孔板部的每个孔的截面积=约1.3cm2、具有孔数=约180 ~ 320个/ m2的多孔塔板。 <反应蒸馏>液态的碳酸亚乙酯以3.27吨/小时从设置在下数第55级处的引入口 (3-a)被连续引入到蒸馏塔T0。气态的甲醇(含有碳酸二甲基酯8.96质量％ )以3.238吨/小时、液态的甲醇(含有碳酸二甲基酯6.66质量％ ) 以7.489吨/小时，从下数第31级处设置的引入口 (3-b和3-c)被连 续引入到蒸馏塔To。蒸馏塔T。中引入的原料的摩尔比为甲醇/碳酸亚乙 西旨=8.36。催化剂，使用在KOH (48质量°/。的水溶液)2.5吨中加入乙二醇4.8 吨、加热至约130"C,緩慢减压，在约1300Pa加热处理约3小时，形成的 均一溶液。将该催化剂溶液，从下数第54级处设置的引入口 (3- e )，连 续引入到蒸馏塔To (K浓度相对于供给的碳酸亚乙酯，为0.1质量％)。 在塔底部的温度为98X:、塔顶部的压力约为1.118 x 105Pa、回流比为0.42 的条件下，连续进行反应蒸馏。24小时后可以实现稳定的恒稳运行。从塔顶部1以气态取出的低沸点 反应混合物用热交换器冷却，变为液体。从蒸馏塔以10.678吨/小时连续 取出的液态的低沸点反应混合物中的碳酸二甲基酯为4.129吨/小时，甲 醇为6.549吨/小时。从塔底部2以3.382吨/小时连续取出的液体中的乙 二醇为2.356吨/小时，甲醇为1.014吨/小时、未反应碳酸亚乙酯为4kg/ 小时。除了原料中含有的碳酸二曱基酯之外的碳酸二甲基酯的每小时的实 质生产量为3.340吨、除了催化剂溶液中含有的乙二醇之外的乙二醇的每 小时的实质生产量为2.301 p屯。碳酸亚乙酯的反应率为99.88%,碳酸二甲 基酯的选择率为99.99%以上，乙二醇的选择率为99.99%以上。在该条件下进行长期连续运行。500小时后、2000小时后、4000小时 后、5000小时后、6000小时后的每小时的实质生产量，碳酸二甲基酯为 3.340 p屯、3.340叱、3.340 t、 3.340 t、 3.340 p屯，乙二醇为2.301化、2.301 吨、2.301 p屯、2.301 p屯、2.301 p屯，碳酸亚乙酯的反应率为99.90 °/。 、 99.89 o/o、 99.89%、 99.88%、 99.88%,碳酸二甲基酯的选择率为99.99%以上、 99,99%以上、99.99 °/。以上、99.99%以上、99.99%以上，乙二醇的选择率 为99.99 %以上、99.99%以上、99.99 %以上、99.99 %以上、99.99 %以上。 (2)连续制备碳酸二苯基酯的工序(II) <第l连续多级蒸馏塔101>使用图2所示那样的l = 3300cm、 D， = 500cm、 L， / Di = 6.6、 n！ = 80、 D，/dn-17、 Di/du-9的连续多级蒸馏塔。另外，在该实施例中，作为 内件，使用每个孔的截面积=约1.5cm2、具有孔数-约250个/1112的多孔 塔板。<第2连续多级蒸镏塔201>使用图3所示那样的L2 = 3100cm、 D2 = 500cm、 L2 / D2 = 6.2、 n2 = 30、 D2/d21=3.85、 D2/d22 = ll.l的连续多级蒸镭塔。另外，在该实施例中， 作为内件，在上部设置2个Mellapak (合计理论级数11级)、在下部使用 每个孔的截面积=约1.3cm2、具有孔数=约250个/ m2的多孑L塔板。 <反应蒸馏>使用图4所示那样的第1连续多级蒸馏塔101与第2连续多级蒸馏塔 201连接的装置，进行反应蒸馏，制备碳酸二苯基酯。将含有苯酚/碳酸二甲基酯=1.9(重量比)的原料l从第l连续多级 蒸馏塔101的上部引入口 11以液态以50吨/小时的流量连续引入。另一 方面，将含有碳酸二甲基酯/苯酚=3.6 (重量比)的原料2从第l连续多 级蒸馏塔IOI的下部引入口 12以气态以50吨/小时的流量连续引入。第 1连续多级蒸馏塔101中引入的原料的摩尔比为碳酸二甲基酯/苯酚= 1.35。该原料中实质上不含有卣素(在离子色镨中，在检测限以外，为lppb 以下)。催化剂，作为Pb(OPh)2，按照在反应液中约为100ppm那样， 从第1连续多级蒸镏塔101的上部引入口 11引入。在第l连续多级蒸馏塔 101中，在塔底部的温度为225°C、塔顶部的压力为7x 105Pa、回流比为0 的条件下连续进行反应蒸馏。将含有甲醇、碳酸二甲基酯、苯酚等的第1 塔低沸点反应混合物从第1塔的塔顶部13以气态连续取出，经由热交换器 14，从取出口 16以34吨/小时的流量取出。另一方面，将含有碳酸甲基 苯基酯、碳酸二甲基酯、苯酚、碳酸二苯基酯、催化剂等的第l塔高沸点 反应混合物，经由第1塔底部17，从21以液态连续取出。在24小时后达到稳定的恒稳状态，因此将第1塔高沸点反应混合物直 接从设置在第2连续多级蒸馏塔201的Mellapak与多孔塔板之间的原料引入口 21，以66吨/小时的流量连续供给。第2连续多级蒸馏塔201中 供给的液体中，含有碳酸甲基苯基酯18.2质量o/。、碳酸二苯基酯0.8质量 %。在第2连续多级蒸馏塔201中，在塔底部的温度210t:、塔顶部的压 力为3xl(^Pa、回流比为0,3的条件下，连续进4亍反应蒸馏。24小时后可 以实现稳定的恒稳运行。从第2M顶部23，连续取出含有碳酸二甲基酯 35质量％、苯酚56质量％的第2塔低沸点反应混合物，取出口26处的流 量为55.6吨/小时，从第2 ^底部27连续取出含有碳酸曱基苯基酯38.4 质量％ 、碳酸二苯基酯55.6质量％的第2塔高沸点反应混合物。第2塔低 沸点反应混合物，从引入口 ll被连续供给到第l连续多级蒸馏塔101。此 时，新供给的碳酸二甲基酯和苯酚的量，在考虑第2塔低沸点反应混合物 的组成、量的基础上，按照维持上述原料1和原料2的组成、量那样进行 调整。可知，碳酸二苯基酯的生产量为每小时5.74吨。相对于反应了的苯 酚，碳酸二苯基酯的选择率为98%。在该条件下进行长期连续运行。500小时后、2000小时后、4000小时 后、5000小时后、6000小时后的碳酸二苯基酯的生产量(原料中含有的碳 酸二苯基酯除外)为每小时5.74吨、5.75叱、5.74 p屯、5.74 t、 5.75 p屯， 选捧率为98%、 98%、 98%、 98%、 98%,非常稳定。另外，制备的芳香 族碳酸酯中实质上不含有离素(lppb以下)。 (3)获得高纯度碳酸二苯基酯的工序(III)将从该第2连续多级蒸馏塔的塔底部取出的第2塔高沸点反应混合物 连续供给到高沸点物质分离塔(长度1700cm、内径340cm、 30级)中， 在塔底部的温度206"C、塔顶部的压力3800Pa、回流比0.6的条件下，进 行连续蒸镏。将从该高沸点物质分离塔的塔顶部连续取出的塔顶成分，直 接连续供给到具有侧馏分取出口的碳酸二芳基酯精制塔(长度2200cm、 内径280cm、引入口上部为12级、引入口与其下部设置的侧馏分口之间 为18级、侧馏分口下部为5级)的引入口。在该碳酸二芳基酯精制塔中， 在塔底部的温度213'C、塔顶部的压力5000Pa、回流比1.5的条件下，进 行连续蒸馏。从侧馏分取出口连续取出的碳酸二苯基酯的纯度为99.999%以上，卣素含量为lppb以下。 实施例2(1) 连续制备碳酸二甲基酯和乙二醇的工序(I)使用与实施例1同样的连续多级蒸犓塔，在下述条件下进行反应蒸馏。 将液态的碳酸亚乙酯以2.61吨/小时从设置在下数第55级处的引入口 (3 -a)连续引入到蒸馏塔中。气态的甲醇(含有碳酸二甲基酯2.41质量％ ) 以4.233吨/小时，液态的甲醇(含有碳酸二曱基酯1.46质量％ )以4.227 吨/小时从下数第31级处的引入口 ( 3 - b和3 - c)连续引入到蒸馏塔中。 蒸馏塔中引入的原料的摩尔比为曱醇/碳酸亚乙酯=8.73。催化剂与实施 例1同样，连续供给到蒸馏塔中。在塔底部的温度为93X:、塔顶部的压力 为约1.046 x 105Pa、回流比为0.48的条件下，连续进行反应蒸馏。24小时后可以实现稳定的恒稳运行。从塔顶部1以气态取出的低沸点 反应混合物用热交换器冷却，变为液体。从蒸馏塔以8.17吨/小时连续取 出的液态的低沸点反应混合物中的碳酸二曱基酯为2.84p屯/小时，甲醇为 5.33叱/小时。从塔底部2以2.937吨/小时连续取出的液体中的乙二醇 为1.865吨/小时，甲醇为1.062吨/小时、未反应碳酸亚乙酯为0.2kg/ 小时。除了原料中含有的碳酸二曱基酯之外的碳酸二甲基酯的每小时的实 质生产量为2.669 p屯，除了催化剂溶液中含有的乙二醇之外的乙二醇的每 小时的实质生产量为1.839 p屯。碳酸亚乙酯的反应率为99.99%，碳酸二甲 基酯的选择率为99.99%以上，乙二醇的选择率为99.99%以上。在该条件下进行长期连续运行。1000小时后、2000小时后、3000小 时后、5000小时后的每小时的实质生产量，碳酸二甲基酯为2.669吨、2,669 p屯、2.669 p屯、2.669 p屯，乙二醇为1.839 t、 1.839 t、 1.839叱、1.839化， 碳酸亚乙酯的反应率为99.99%、 99.99%、 99.99%、 99.99%，碳酸二曱基 酯的选择率为99.99%以上、99.99%以上、99.99%以上、99.99%以上，乙 二醇的选择率为99.99%以上、99.99%以上、99.99%以上、99.99%以上。(2) 连续制备碳酸二苯基酯的工序(II)使用与实施例l相同的装置，在下述条件下进行反应蒸馏。将含有苯酚/碳酸二甲基酯=1.1 (重量比)的原料l从第l连续多级蒸馏塔101的上部引入口 11以液态以40吨/小时的流量连续引入。另一 方面，将含有碳酸二甲基酯/苯酚=3.9 (重量比)的原料2从第l连续多 级蒸馏塔101的下部引入口 12以气态以43吨/小时的流量连续引入。第 1连续多级蒸馏塔101中引入的原料的摩尔比为碳酸二甲基酯/苯酚= 1.87。该原料中实质上不含有卣素(在离子色i普的检测限以外，为lppb以 下)。催化剂，作为Pb(OPh)2，按照在反应液中约为250ppm那样，从 第1连续多级蒸馏塔101的上部引入口 11引入。在第1连续多级蒸馏塔 101中，在塔底部的温度为235X:、塔顶部的压力为9x 105Pa、回流比为0 的条件下，连续进行反应蒸馏。将含有曱醇、碳酸二甲基酯、苯酚等的第 1塔低沸点反应混合物从第1塔的塔顶部13以气态连续取出，经由热交换 器14，从取出口 16以43吨/小时的流量取出。另一方面，将含有碳酸甲 基苯基酯、碳酸二甲基酯、苯酚、碳酸二苯基酯、催化剂等的第l塔高沸 点反应混合物经由第1塔底部17，由21以液态连续取出。在24小时后达到稳定的恒稳状态，因此将第1塔高沸点反应混合物直 接从设置在第2连续多级蒸馏塔201的Mellapak与多孔塔板之间的原料 引入口 21，以40吨/小时的流量连续供给。第2连续多级蒸馏塔201中 供给的液体中，含有碳酸甲基苯基酯20.7质量％、碳酸二苯基酯1.0质量 %。在第2连续多级蒸馏塔201中，在塔底部的温度205X:、塔顶部的压 力为2xl(^Pa、回流比为0.5的务降下连续进行反应蒸愤。24小时后可以 实现稳定的恒稳运行。从第2 *顶部23连续取出第2塔低沸点反应混合 物，从第2 *底部27连续取出含有碳酸甲基苯基酯36.2质量％ 、碳酸 二苯基酯60.8质量％的第2塔高沸点反应混合物。第2塔低沸点反应混合 物从引入口 ll被连续供给到第l连续多级蒸馏塔101。此时，新供给的碳 酸二曱基酯和苯酚的量，在考虑第2塔低沸点反应混合物的组成、量的基 础上，按照维持上述原料1和原料2的组成、量那样进行调整。可知，碳 酸二苯基酯的生产量为每小时4.03吨。相对于反应了的苯酚，碳酸二苯基 酯的选择率为97%。51在该条件下进行长期连续运行。500小时后、1000小时后、2000小时 后的碳酸二苯基酯的每小时的生产量为4.03吨、4.03 p屯、4.04 p屯，相对于 反应了的苯酚，选择率为97%、 97%、 97%,非常稳定。 (3)获得高纯度碳酸二苯基酯的工序(III)使用与实施例1同样的方法来进行。从侧馏分取出口连续取出的碳酸 二苯基酯的纯度为99.999°/。以上，卣素含量为lppb以下。 实施例3(1)连续制备碳酸二甲基酯和乙二醇的工序(I)使用图1所示那样的L。 = 3300cm、 D。 = 300cm、 L0 / D0 = 11、 n0 - 60、 D0/d01=7.5、 D0/d02 = 12的连续多级蒸馏塔。另外，在该实施例中，作 为内件，使用多孑L板部的每个孔的截面积=约1.3cm2、具有孔数=约220 ~ 340个/ m2的多孔塔板。将液态的碳酸亚乙酯以3.773吨/小时从设置在下数第55级处的引入 口 (3-a)连续引入到蒸馏塔中。气态的甲醇(含有碳酸二曱基酯8,97质 量％ )以3.736吨/小时、液态的甲醇(含有碳酸二曱基酯6.65质量％ ) 以8.641吨/小时从下数第31级处设置的引入口 (3-b和3-c)连续引 入到蒸馏塔中。蒸馏塔中引入的原料的摩尔比为甲醇/碳酸亚乙酯=8.73。 催化剂与实施例l同样，连续供给到蒸馏塔中。在塔底部的温度为98匸、 塔顶部的压力为约1.118 x l05Pa、回流比0.42的务降下，连续进行反应蒸 馏。24小时后可以实现稳定的恒稳运行。从塔顶部以气态取出的低沸点反 应混合物用热交换器冷却，变为液体。从蒸馏塔以12.32吨/小时连续取 出的液态的低沸点反应混合物中的碳酸二甲基酯为4.764吨/小时，曱醇 为7.556吨/小时。从塔底部以3.902吨/小时连续取出的液体中的乙二醇 为2.718吨/小时，甲醇为1.17吨/小时，未反应碳酸亚乙酯为4，6kg/小 时。除了原料中含有的碳酸二曱基酯之外的碳酸二曱基酯的每小时的实质 生产量为3.854 p屯，除了催化剂溶液中含有的乙二醇之外的乙二醇的每小 时的实质生产量为2.655 p屯。碳酸亚乙酯的反应率为99.88%,碳酸二甲基酯的选择率为99.99%以上，乙二醇的选择率为99.99%以上。在该条件下进行长期连续运行。1000小时后、2000小时后、3000小 时后、5000小时后的每小时的实质生产量，碳酸二甲基酯为3.854吨、3.854 吨、3.854吨、3.854吨，乙二醇为2.655吨、2.655叱、2.655吨、2.655叱， 碳酸亚乙酯的反应率为99.99%、 99.99%、 99.99%、 99.99%,碳酸二曱基 酯的选择率为99.99 %以上、99.99 %以上、99.99 %以上、99.99 %以上，乙 二醇的选择率为99.99%以上、99.99%以上、99.99%以上、99.99%以上。 (2)连续制备碳酸二苯基酯的工序(II)第2连续多级蒸馏塔201中的多孔塔板的每个孔的截面积=约1.8cm2， 除此之外，使用与实施例l相同的装置，在下述条件下进行反应蒸馏。将含有苯酚/碳酸二甲基酯=1.7 (重量比)的原料1从第1连续多级 蒸馏塔IOI的上部引入口 11以液态以86吨/小时的流量连续引入。另一 方面，将含有碳酸二甲基酯/苯酚=3.5 (重量比)的原料2从第l连续多 级蒸馏塔IOI的下部引入口 12以气态以90吨/小时的流量连续引入。第 1连续多级蒸馏塔101中引入的原料的摩尔比为碳酸二甲基酯/苯酚-1.44。该原料中实质上不含有卤素(在离子色谱的检测限以外，为lppb以 下)。催化剂，作为Pb(OPh)2，按照在反应液中约1S0ppm那样，从第 l连续多级蒸镏塔101的上部引入口 11引入。在第l连续多级蒸馏塔101 中，在塔底部的温度220X:、塔顶部的压力为8xl05Pa、回流比为0的条 件下，连续进行反应蒸馏。将含有甲醇、碳酸二曱基酯、苯酚等的第l塔 低沸点反应混合物从第1塔的塔顶部13以气态连续取出，经由热交换器 14，从取出口 16以82吨/小时的流量取出。另一方面，将含有碳酸甲基 苯基酯、碳酸二甲基酯、苯酚、碳酸二苯基酯、催化剂等的第l塔高沸点 反应混合物经由第1塔底部17，由21以液态连续取出。在24小时后达到稳定的恒稳状态，因此将第1塔高沸点反应混合物直 接从设置在第2连续多级蒸馏塔201的Mellapak与多孔塔板之间的原料 引入口 21，以94吨/小时的流量连续供给。第2连续多级蒸馏塔201中 供给的液体中，含有碳酸曱基苯基酯16.0质量％、碳酸二苯基酯0.5质量%。在第2连续多级蒸馏塔201中，在塔底部的温度215'C、塔顶部的压 力为2.5xlo4a、回流比为0.4的条件下，连续进行反应蒸馏。24小时后 可以实现稳定的恒稳运行。从第2塔塔顶部23连续取出第2塔低沸点反应 混合物，从第2 ，底部27连续取出含有碳酸甲基苯基酯35.5质量％ 、 碳酸二苯基酯59.5质量％的第2塔高沸点反应混合物。第2塔低沸点反应 混合物，从引入口 ll连续供给到第l连续多级蒸馏塔101。此时，新供给 的碳酸二曱基酯和苯酚的量，在考虑第2塔低沸点反应混合物的组成、量 的基础上，按照维持上述原料1和原料2的组成、量那样进行调整。可知， 碳酸二苯基酯的生产量为每小时7.28吨。相对于反应了的苯酚，碳酸二苯 基酯的选择率为98%。在该条件下进行长期连续运行。500小时后、1000小时后、2000小时 后的碳酸二苯基酯的每小时的生产量为7.28吨、7.29叱、7.29 t,相对于 反应了的苯酚，选择率为98%、 98%、 98°/。，非常稳定。 (3)获得高纯度碳酸二苯基酯的工序(III)用与实施例1同样的方法进行。从侧馏分取出口连续取出的碳酸二苯 基酯的纯度为99.999%以上，卣素含量为lppb以下。工业可利用性发现，通过实施本发明的方法，可以由环状碳酸酯和芳香族单羟基化 合物、以每小时1吨以上的工业皿制备高品质 高性能的芳香族聚碳酸 酯的制备所必须的高纯度碳酸二芳基酯。并且发现，可以长期例如2000 小时以上、优选3000小时以上、进一步优选5000小时以上、稳定地制备 高纯度碳酸二芳基酯。因此，本发明，作为高纯度碳酸二芳基酯的工业制 备方法，是具有非常优异的效果的方法。


图1是显示用于实施本发明的优选的连续反应蒸馏塔To的一例的 简图。在主体部内部设置有含有多孔塔板的内件。图2是显示用于实施本发明的优选的第1连续反应蒸愤塔的一例 的简图。在主体部内部设置有内件。图3是显示用于实施本发明的优选的第2连续反应蒸馏塔的一例 的简图。在主体部内部，在上部设置有规整填料，在下部设置有含有多孔 塔板的内件。图4是显示用于实施本发明的优选的第1连续反应蒸馏塔与第2 连续反应蒸馏塔连接的装置的一例的简图。 另外，各图中使用的符号的说明如下 (图1) 1:气体取出口、 2:液#^出口、 3-a 3- e:引入口、 4一a — 4-b:引入口、 5:镜板部、6:内件、7:主体部分、10:连续多级蒸馏 塔、L:主体部长度(cm)、 D:主体部内径(cm )、 d"气体取出口的内 径(cm)、 d2:液体取出口的内径(cm)、(图2、图3和图4) 1:气>^出口、 2:液,出口、 3:引入口、 4:引 入口、 5: #^1部、Lp L2:主体部长度(cm)、 D2:主体部内径(cm)、 du、 d21:气体取出口内径(cm)、 d12、 d22:液^^出口内径(cm)、 101: 第l连续多级蒸馏塔、201:第2连续多级蒸镏塔、11、 12、 21:引入口、 13、 23:塔顶气体取出口、 14、 24、 18， 28:热交换器、17、 27:塔底液 体取出口、 16、 26:塔顶成分取出口、 31:第2连续多级蒸愤*底成分 取出口。
权利要求
1.一种高纯度碳酸二芳基酯的工业制备方法，是由环状碳酸酯和芳香族单羟基化合物连续制备高纯度碳酸二芳基酯的方法，其特征在于，包括下述工序(I)、工序(II)、工序(III)，其中，工序(I)是利用下述反应蒸馏方式来连续制备碳酸二烷基酯和二醇类的工序，所述反应蒸馏方式是将环状碳酸酯和脂肪族一元醇连续供给到存在催化剂的连续多级蒸馏塔T0内，在该塔内同时进行反应和蒸馏，将含有生成的碳酸二烷基酯的低沸点反应混合物由塔上部以气态连续取出，将含有二醇类的高沸点反应混合物由塔下部以液态连续取出，工序(II)是以该碳酸二烷基酯和芳香族单羟基化合物为原料，将该原料连续供给到存在催化剂的第1连续多级蒸馏塔内，在该第1塔内同时进行反应和蒸馏，将含有生成的醇类的第1塔低沸点反应混合物由该第1塔上部以气态连续取出，将含有生成的碳酸烷基芳基酯类的第1塔高沸点反应混合物由该第1塔下部以液态连续取出，将该第1塔高沸点反应混合物连续供给到存在催化剂的第2连续多级蒸馏塔中，在该第2塔内同时进行反应和蒸馏，将含有生成的碳酸二烷基酯类的第2塔低沸点反应混合物由该第2塔上部以气态连续取出，将含有生成的碳酸二芳基酯类的第2塔高沸点反应混合物由该第2塔下部以液态连续取出，另一方面，将含有碳酸二烷基酯类的第2塔低沸点反应混合物连续供给到第1连续多级蒸馏塔内，由此连续制备碳酸二芳基酯的工序，工序(III)是将该碳酸二芳基酯精制，获得高纯度碳酸二芳基酯的精制工序，并且，(a)该连续多级蒸馏塔T0的结构是，具有长度L0(cm)、内径D0(cm)的圆筒形的主体部，在内部具有级数为n0的内件，在塔顶部或其附近的塔上部具有内径d01(cm)的气体取出口，在塔底部或其附近的塔下部具有内径d02(cm)的液体取出口，在该气体取出口下部且塔的上部和/或中间部具有1个以上的第1引入口，在该液体取出口上部且塔的中间部和/或下部具有1个以上的第2引入口，L0、D0、L0/D0、n0、D0/d01、D0/d02分别满足式(1)～(6)，2100≤L0≤8000式(1)180≤D0≤2000 式(2)4≤L0/D0≤40 式(3)10≤n0≤120 式(4)3≤D0/d01≤20 式(5)5≤D0/d02≤30 式(6)(b)该第1连续多级蒸馏塔的结构是，具有长度L1(cm)、内径D1(cm)的圆筒形的主体部，在内部具有级数为n1的内件，在塔顶部或其附近的塔上部具有内径d11(cm)的气体取出口，在塔底部或其附近的塔下部具有内径d12(cm)的液体取出口，在该气体取出口下部且塔的上部和/或中间部具有1个以上的第3引入口，在该液体取出口的上部且塔的中间部和/或下部具有1个以上的第4引入口，L1、D1、L1/D1、n1、D1/d11、D1/d12分别满足式(7)～(12)，1500≤L1≤8000式(7)100≤D1≤2000 式(8)2≤L1/D1≤40 式(9)20≤n1≤120 式(10)5≤D1/d11≤30 式(11)3≤D1/d12≤20 式(12)(c)该第2连续多级蒸馏塔的结构是，具有长度L2(cm)、内径D2(cm)的圆筒形的主体部，在内部具有级数为n2的内件，在塔顶部或其附近的塔上部具有内径d21(cm)的气体取出口，在塔底部或其附近的塔下部具有内径d22(cm)的液体取出口，在该气体取出口下部且塔的上部和/或中间部具有1个以上的第5引入口，在该液体取出口上部且塔的中间部和/或下部具有1个以上的第6引入口，L2、D2、L2/D2、n2、D2/d21、D2/d22分别满足式(13)～(18)，1500≤L2≤8000式(13)100≤D2≤2000 式(14)2≤L2/D2≤40 式(15)10≤n2≤80式(16)2≤D2/d21≤15 式(17)5≤D2/d22≤30 式(18)。
3. 根据权利要求1或2所述的方法，其特征在于，工序(I)中使用的 该连续多级蒸馏塔Tq的该dQ1和该d。2满足式(19 )，"d01/d02<5 式(19)。
4. 根据权利要求权利要求1~3的任一项所述的方法，其特征在于，该 连续多级蒸馏塔To的L0、 D0、 L0/Do、 n0、 D。/d01、 D0 / d02分别为2300 <L0<6000、 20(KD0<1000、 5<Lo/Do<30、 3(Kn"100、 4<Do/d01 <15、 7<Do/d02<25。
5. 根据权利要求1~4的任一项所述的方法，其特征在于，该连续多级 蒸馏塔T。的Ln、 D。、 L。 / Do、 n。、 D。 / d01 、 D0 / d02分别为2500 < L。 < 5000、 21(KD"800、 7<L0/D0<20、 40<n0<90、 5<D0/d01 < 13、 9<D0/ d02<20。
6. 根据权利要求1~5的任一项所述的方法，其特征在于，该连续多级 蒸馏塔T。是具有^^板和/或填料作为其内件的蒸馏塔。
7. 根据权利要求6所述的方法，其特征在于，该连续多级蒸馏塔T。是 具有塔板作为其内件的板式蒸餾塔。
8. 根据权利要求6或7所述的方法，其特征在于，该连续多级蒸馏塔 To的该塔板是具有多孔板部和降液部的多孔塔板。
9. 根据权利要求8所述的方法，其特征在于，该连续多级蒸馏塔To的 该多孔塔板在每1平方米面积的该多孔板部、具有100 ~ 1000个孔。
10. 根据权利要求8或9所述的方法，其特征在于，该连续多级蒸馏塔 To的该多孔塔板的每个孔的截面积为0.5 ~ 5cm2。
11. 根据权利要求8~10的任一项所述的方法，其特征在于，该连续多 级蒸馏塔T。的该多孔塔板的开口率在1.5 ~ 15 %的范围内。
12. 根据权利要求1 ~ 11的任一项所述的方法，其特征在于，工序(II) 中使用的该第1连续多级蒸馏塔的该d 与该d12满足式(20 ),并且该第2 连续多级蒸馏塔的该d21与该d22满足式(21 )，l<d12/dn<5 式(20) l<d2i/d22<6 式(21)。
13. 根据权利要求1~12的任一项所述的方法，其特征在于，工序(II) 中使用的该第1连续多级蒸馏塔的L,、 D,、 L!/D,、 ni、 D,/du、 Di/du 分别为2000<1^<6000、 15(KD;1000、 "WD、30、 3(Kn、100、 8《Dt/du《25、 5《Di/d,2《18，并且、该第2连续多级蒸馏塔的L2、 D2、 L2 / D2、 n2、 D2 / d21 、 D2 / d22分别为2000 < L2 < 6000、 150 < D2 < 1000、 3<L2/D2<30、 15<n2<60、 2.5<D2/d21 < 12、 7<D2/d22<;25。
14. 根据权利要求1 ~ 13的任一项所述的方法，其特征在于，该第1连 续多级蒸馏塔的L" D、L，/D,、 、D,/d 、 D〃d，2分别为250(KL, 《5000、 20(X;D!《800、 5《Li/Di《15、 40《n，《90、 10《D，/d <25、 7《D,/du《15，并且、该第2连续多级蒸馏塔的L2、 D2、 L2/D2、 n2、 D2/d21、 02/(122分别为2500<L2<5000、 20(KD2<800、 5<L2/D2<15、 20"2<50、 3<D2/d21<10、 9<D2/d22<20。
15. 根据权利要求1~14的任一项所述的方法，其特征在于，该第l连 续多级蒸馏塔和该第2连续多级蒸馏塔分别是具有塔板和/或填料作为其 内件的蒸馏塔。
16. 根据权利要求15所述的方法，其特征在于，该第l连续多级蒸馏 塔是具有塔板作为其内件的板式蒸馏塔，该第2连续多级蒸馏塔是具有填 料和塔板的两方作为其内件的蒸馏塔。
17. 根据权利要求15或16所述的方法，其特征在于，该第1连续多级蒸馏塔和该第2连续多级蒸馏塔的该塔板分别是具有多孔板部和降液部 的多孔塔板。
18. 根据权利要求17所述的方法，其特征在于，该第l连续多级蒸馏 塔和该第2连续多级蒸馆塔的该多孔塔板在每1平方米面积的该多孑L板部、 具有100 ~ 1000个孔。
19. 根据权利要求17或18所述的方法，其特征在于，该第l连续多级 蒸馏塔和该第2连续多级蒸馏塔的该多孔塔板的每个孔的截面积为0.5~ 5cm2。
20. 根据权利要求15或16所述的方法，其特征在于，该第2连续多 级蒸馏塔是在上部具有填料作为其内件，在下部具有塔板作为其内件的蒸 馏塔。
21. 根据权利要求15~20的任一项所述的方法，其特征在于，该第2 连续多级蒸馏塔的该内件的该填料是i件或2件以上的规整填料。
22. 根据权利要求21所述的方法，其特征在于，该第2连续多级蒸馏 塔的该规整》真料为选自Mellapak、 Gempak、 Techno-pack、 Flexipac 、 Sulzer 填料、Goodroll填料、Glitchgrid中的至少一种。
23. 根据权利要求1~22的任一项所述的方法，其特征在于，碳酸二 芳基酯精制工序(III)是蒸馏。
24. —种高纯度碳酸二芳基酯，其特征在于，是根据权利要求1~23 的任一项所述的方法，以每小时1吨以上的量制备的。
25. 根据权利要求24所述的高纯度碳酸二芳基酯，其特征在于，卣素 含量为O.lppm以下。
26. 根据权利要求25所述的高纯度碳酸二芳基酯，其特征在于，离素 含量为lppb以下。
全文摘要
本发明要解决的课题是提供高纯度碳酸二芳基酯的制备方法，是可以由环状碳酸酯和芳香族单羟基化合物、工业上大量(例如每小时1吨以上)长期(例如1000小时以上、优选3000小时以上、更优选5000小时以上)、稳定地制备高品质·高性能的芳香族聚碳酸酯的制备所必须的高纯度碳酸二芳基酯的具体的方法。在由环状碳酸酯和芳香族单羟基化合物制备高纯度碳酸二芳基酯时，通过实施包括下述工序的本发明的方法，可以实现上述课题，所述工序是使用具有特定结构的反应蒸馏塔来制备碳酸二烷基酯和二醇类的工序(I)；使用具有特定结构的2台反应蒸馏塔，来制备碳酸二芳基酯的工序(II)；将其进行精制来获得高纯度碳酸二芳基酯的工序(III)。
文档编号B01D3/22GK101331107SQ20068004722
公开日2008年12月24日 申请日期2006年12月7日 优先权日2005年12月16日
发明者八谷广志, 宫地裕纪, 松崎一彦, 福冈伸典 申请人:旭化成化学株式会社