下操作，而该组中的其它反应器各自在其评级内的压力下操作，并且比前一个反应器中 的主导压力足够低W确保向前流动。例如，在包括=个该种反应器的系统中，第一个反应器 可W在约l〇5-125psig的压力下操作，第二个反应器可W在约85-lOOpsig的压力下操作， 第=个反应器可W在约60-8化sig的压力下操作。
[0化6] 包括一组CSTR的用于生产草甘麟的工艺显示在图1中。PMIDA的催化氧化在一组 CSTR101-105中进行，在其中每个CSTR中，PMIDA的水溶液与分子氧在含水反应介质中渺 浆化的颗粒催化剂存在下接触。从最后的CSTR105排出的反应混合物或渺浆进入催化剂 过滤器107,在该里除去颗粒催化剂W循环到反应系统中。对于草甘麟产物的回收，过滤后 的反应溶液在通常不需要显著热输入（即基本绝热）的真空结晶器109和蒸发结晶器111 之间分配，在蒸发结晶器中，水通过从换热流体（例如水蒸气）的换热而从水相中排出。在 真空结晶器109中产生的结晶渺浆113静置，含有未反应PMIDA的上清层母液115进行淺 析，并可W循环到反应系统，通常循环到CSTR101。固体工业级草甘麟可W从由淺析步骤排 出的下游渺浆117回收。根据图1显示的可供选择的工艺，从淺析步骤下面排出的浓缩真 空结晶器渺浆117被分成两个级分。一个级分119与从蒸发结晶器111排出的晶体渺浆混 合，并进入离屯、机121，后者分离出固体结晶工业级草甘麟产品，其可固体湿离屯、饼的 形式使用或销售，或在离屯、饼已经按照常规方式干燥之后使用或销售。其它真空结晶器下 层流渺浆级分123通向另一个离屯、机125,后者分离出用于制备浓缩草甘麟盐溶液的固体 结晶产物。为此，从离屯、机125排出的固体126通向生产盐的蓋127,在那里用碱例如氨氧 化钟化OH)或异丙胺在含水介质中中和到约400-650g/L酸当量的典型浓度。
[0化7] 来自离屯、机125的母液129含有足W至少一部分循环到反应器101的比例的 PMIDA。来自离屯、机121的母液131被分成清除级分133,其从工艺中取出；和循环级分135， 其返回到蒸发结晶器111。
[0058] 除了未反应的PMIDA之外，氧化反应溶液通常含有少量的其它杂质，该些杂质是 无害的但通常不能用做除草剂，其会损害结晶步骤和/或降低生产率。该些杂质必须最终 从工艺中除去，部分经由清除133和部分作为草甘麟产物的次要组分。为了平衡在级分133 中被清除的杂质比例和在含水草甘麟盐浓缩物产物中除去的比例，提供母液输送线139W 任选将母液从管线135转移到中和蓋127。
[0059] 图2显示对图1工艺的合适改进，其中从蒸发结晶器111排出的晶体渺浆在离屯、 机121和平行离屯、机137之间分配。来自离屯、机121的离屯、湿饼从该工艺取出，可W作为 固体工业级草甘麟酸产物使用或销售，但是来自离屯、机137的湿饼134通向蓋127W用于 制备草甘麟盐浓缩物。从离屯、机121和137排出的母液组合成料流131，其分成清除料流 133和被循环到蒸发结晶器的料流135。
[0060] 在图1和2所示的连续氧化工艺的操作中，含有含约6. 5-11重量％PMIDA的水 溶液的渺浆被连续引入CSTR101中。在CSTR101中形成的含水反应介质可W典型地含 有约0. 5-5重量％、更典型地约2-5重量％的悬浮在其中的颗粒状贵金属催化剂。例如， 催化剂可W包括担载在碳上的双官能贵金属催化剂，如美国专利6, 417, 133、6, 603, 039、 6, 586, 621，6, 963, 009和6, 956, 005、美国申请公开US 2006/0020143A1和国际申请WO 2006/031938A2所述，将其全部内容引入本文供参考。氧源，例如空气或优选富含氧气的空 气或基本纯氧，被喷入在压力为约l〇5-125psig的反应器101内的含水反应介质中，该反应 典型地在约90-115°C的温度下进行。在反应器101内通常达到约82-85%的PMIDA向草甘 麟的转化率。从CSTR 101排出的含有渺浆化催化剂的反应溶液流到第二阶段CSTR 103,其 在与CSTR 101基本相同的温度条件下操作，但是用氧气在约85-lOOpsig的氧气压力下喷 射。在反应器103出口达到的PMIDA转化率通常是约90-97%(即，在第二反应器内的转化 率是基于装入反应器101中的PMIDA计的约8-15%)。
[0061] 从CSTR103排出的含有渺浆化催化剂的反应溶液流到第SCSTR105。氧气在约 60-80psig的压力下喷射入反应器105中。通常，反应器105的温度保持在与反应器101和 103基本相同的范围内。在反应器105中的转化率通常是基于装入反应器101中的PMIDA 计的约3-5 %，使得在连续反应体系中的总PMIDA转化率是约97-99. 5 %。
[0062] 反应器101-105在进料背压控制下排空。在操作的优选模式中，控制氧气向每个 反应器的流速W建立和保持在PMIDA和反应副产物（例如甲醒和甲酸）的氧化反应中被引 入反应器中的氧气目标消耗量。被引入反应器中的氧气的消耗量比例在该里称为氧气利用 率。在常规操作中，压力优选处于能提供至少60 %、优选至少约80 %、更优选至少约90 % 的氧气利用率的水平。与优选的氧气利用率一致，氧气进料在一系列CSTR中通常与在每个 反应器中占主导地位的反应速率成比例地分配。优选，反应器的尺寸使得能提供能在一系 列（例如S个）CSTR的第一个CSTR中有效完成大部分转化率的停留时间。例如，可W将 65-80%的氧气加入=个反应器的第一个反应器中，将20-30%的氧气加入第二个反应器 中，将1-5 %的氧气加入第S个反应器中。通常，在除了最后一个之外的所有CSTR中的反 应是PMIDA的假零级。认为该种零级反应行为是由于该反应在该部分工艺期间是传质受限 的。在最后一个反应器中的最终条件下，反应是PMIDA的非零级，例如约1级。如下所述， 随着催化剂物质的老化、失活，可W通过在反应器内的相同或不同氧气分配位置提高氧气 流速来保持转化率（例如，在图1和2的工艺中，通过提高被引入反应器101或103的氧气 的比例），从而在最后一个反应器上游的反应器中达到更大的转化率。
[0063] 当氧气利用率较高时，特别是当氧气利用率大于80%或90%时，发现来自最终反 应器的流出物中的PMIDA含量通常是基于溶液计的约800-2500ppm重量，即，基于草甘麟计 的约8000-25000ppm重量。当按照上述方式通过从反应溶液结晶来回收草甘麟时，草甘麟 产物的PMIDA含量通常显著高于从反应器105排出的产物反应溶液中的PMIDA含量。由于 含有PMIDA的母液的循环，用于结晶草甘麟的结晶器进料水溶液所含的PMIDA/草甘麟比率 通常比在产物反应溶液中的PMIDA/草甘麟比率高出至少25 %，或在各种稳态操作下高出 至少50%，通常显著高出超过50% (在间歇氧化反应工艺中，在结晶器进料溶液中的PMIDA 浓度可W是氧化反应溶液中该浓度的> 3倍，更典型地> 5倍，进一步更典型地> 8倍）。 PMIDA的含量受到清除级分133的体积的限制。但是，当图1和2中所示的工艺类型已经基 本达到稳态操作时，在最终反应溶液中的约800-1500ppm重量的PMIDA可W通常转化成在 最终草甘麟产物中基于草甘麟计的2000-60(K)ppm重量的浓度，前提是提供一种清除料流， 其中在反应溶液中所含的合理比例、可能最高10%的PMIDA被从工艺中清除。当产生多于 一种形式的产物时，例如当W固体工业级颗粒状草甘麟酸产物和草甘麟盐的浓缩溶液该两 种形式提供产物时，PMIDA含量可W在多种产物之间变化，该部分地取决于各种工艺料流在 产物回收流程中的方向和分配。
[0064] 应该理解的是各种其它流程可W用于通过PMIDA基质的催化氧化反应制备草甘 麟反应溶液和用于从草甘麟反应溶液W固体工业级草甘麟产物和/或草甘麟盐浓缩溶液 的形式回收草甘麟产物。例如，过滤的反应溶液可W全部通向蒸发结晶器，在过滤器或离屯、 机中从结晶器渺浆回收产物，其作为草甘麟酸使用或在浓缩草甘麟盐溶液的制备中使用。 在该种工艺中，母液可W被分成清除级分和循环到蒸发结晶器的级分。或者，未被清除的所 有或部分母液可W循环到氧化反应体系中。用于PMIDA基质的催化氧化反应的各种氧化反 应体系和用于从氧化反应溶液回收多种草甘麟产物的可选择性工艺流程，包括使用基本绝 热真空结晶的流程，是公知的，例如描述在Haupfear等人的美国专利7, 015, 351和美国申 请公开US 2005/0059840A1中，将它们的整个内容引入本文供参考。
[0065] 上述方法可W按常规操作，得到从反应体系排出的产物反应溶液，该溶液具有基 于反应溶液计不大于约0. 25重量％ (250化pm重量）的残余PMIDA含量，并且按照图2所 示方法从该溶液回收的草甘麟通常具有基于草甘麟计不大于约0. 6重量％W〇(K)ppm重量） 的PMIDA含量。
[0066] 近期发现对于一些应用，希望生产PMIDA含量基于草甘麟计不大于约6(K)ppm重 量的草甘麟产物。进一步确定了各自具有基于草甘麟计小于6(K)ppm重量的PMIDA含量的 草甘麟盐浓缩水溶液和固体草甘麟酸产物可W按照图1和2所示的方法连续地生产，前提 是转化率足W将产物反应溶液的PMIDA含量降低到约45-6化pm重量，同时与任何PMIDA含 量对应的增量可W在产物回收体系中分离并作为循环级分返回到反应器中，例如母液料流 115和129。例如，为了达到基于草甘麟生产率计的50ppm的目标浓度，其中PMIDA循环速 率是基于相同基础的2(K)ppm(即，PMIDA在循环料流中进入氧化反应区的速率与草甘麟在 反应产物溶液料流中流出的速率之比），在从反应器105排出的产物反应溶液中可W容忍 约25化pm的残余PMIDA浓度。在不存在进入反应体系的显著PMIDA循环的情况下，例如在 典型的间歇反应工艺中，产物反应溶液的PMIDA含量优选被降低到PMIDA产物所需的水平。 但是，在产物回收工艺包括用于清除富含PMIDA的级分的装置（例如如下所述通过从草甘 麟离子交换PMDIA)时，可W进一步容忍较高的水平。
[0067] 在草甘麟的工业生产中，已经偶尔或偶然在特定非稳态操作条件下在转换基础 上，例如在启动草甘麟工艺期间，获得了在产物反应溶液中的低含量PMIDA，其能有效生产 PMIDA含量不大于约6(K)ppm的草甘麟产物且不需要过度清除或特殊的分离技术，。但是，在 本发明之前，还未曾在有意、持续或可靠的基础上获得具有低含量或可控含量的PMIDA的 产物。在用于公知工业应用的常规工业体系的持续操作中，不能获得该种PMIDA含量极低 的草甘麟，该是因为在对该种持续操作可能有效的条件下出现产率、生产率和/或质量的 降低（关于副产物杂质，例如AMPA和NMG)。
[0068] 根据本发明，已经发现各种工艺方案来持续永久地控制产物反应溶液的PMIDA含 量，特别是低于约60ppm，或低于约6化pm与如果有的对应于未反应PMIDA的循环的增量的 总和，该些未反应的PMIDA来源于其它工艺操作，例如在图1和2所示的连续工艺中从草甘 麟产物回收操作向氧化反应区的循环中；或来自其它进一步加工步骤，例如按照美国专利 5, 043, 475、5, 077, 431和/或5, 095, 140的方法进行PMIDA向N-氧化物的转化中。除了该 些对反应体系的改进之外或作为另一种选择，已经建议对草甘麟回收工艺进行改进W回收 低PMIDA含量的草甘麟产物，例如小于6(K)ppm，在该工艺的多种产物之一中或在该工艺的 所有草甘麟产物中。
[0069] 已经开发了其它流程W产生W阶段（campaign)为基础的未反应PMIDA含量小于 250ppm的反应溶液，和/或W阶段为基础的草甘麟回收工艺W获得PMIDA含量小于60化pm 的草甘麟产物。
[0070] 对PMIDA氧化反应条件和体系的改进
[0071] 根据本发明，发现流向反应器的氧气流可W任选地W能降低在最终反应溶液中的 PMIDA浓度的方式调节，使得一般按比例降低一种或多种草甘麟产物的PMIDA含量。通常， 发现增加在一个或多个反应器中的氧气流能提高PMIDA向草甘麟的转化率。氧气流量和 PMDIA转化率的实际关系随着其它工艺条件、催化剂的性质、催化剂寿命和浓度、间歇或连 续操作、产物产量W及具体反应器的设计细节、氧气进料点、揽拌系统和气流模式而显著变 化。但是，本领域技术人员能调节特定反应器或系列反应器的氧气流速W获得在PMIDA转 化率增加方面的所需响应。例如，当如图1所示类型的连续反应体系在从CSTR105排出的 反应溶液中的残余PMIDA水平为800-1500ppm的情况下操作时，可W通过相对于能在其它 相同工艺条件下产生8(K)ppmPMIDA含量的流速总量计将进入反应器101至105的氧气流 速总量成比例地增加约0. 1-2%，或通过调节反应温度或在反应区中的揽拌强度，将产物反 应溶液的PMIDA含量降低到约150-250ppm。或者，该种产物反应溶液中PMIDA含量的降低 可W通过相对于能在其它相同工艺条件下产生8(K)ppmPMIDA含量的流速总量计将流向系 列反应器的最后一个反应器105的氧气流速提高至少约5%、通常约10-30%来实现。
[0072] 在操作的更长时间中，催化剂可W被纯化到使得不再通过调节进入系列CSTR的 最后一个反应器的氧气流来实现所需转化率的程度。但是，直到所用催化剂寿命的限值 (或增加新鲜催化剂或用新鲜催化剂部分代替），所需的转化率仍然可W通过逐渐增加流 向较早反应器的氧气流量来保持，例如图1和2中的反应器101和103。优选，氧气流速充 分增加W实际提高在排出倒数第二个反应器的反应溶液中的转化率，使得最后一个反应器 的工作减少。因此，即使最后一个反应器本身的生产率下降，也能获得所需的最终转化率。 转化率也可W通过增加在反应器中的停留时间来提高。本领域技术人员将会理解流向各反 应器的无限数目的流速组合可W实现产物反应溶液中所需水平的PMIDA。
[0073] 在间歇反应体系中，反应溶液的PMIDA含量可W任选地通过延长氧源被喷入含水 反应介质中的周期来降低。对于给定的操作，常规的氧气流动周期可W通过任何方便的常 规装置确认，例如通过定期分析来自反应器的样品。当性能随时间的变化是合理地恒定时， 批次的时间可W是充足的，不是必须需要取样。在任何情况下，发现通过将氧气喷射周期延 长约2-15分钟、更通常约5-10分钟，可W增加PMIDA转化率W将约275-35化pm范围的残 余PMIDA含量降低到约50-100ppm或甚至更低的范围。
[0074] 通过增加氧气流速或延长批料周期来达到过滤的含水反应产物流中的低PMIDA 含量的方法通常导致略微降低草甘麟的产率和增加某些杂质的浓度，杂质主要是氨基甲基 麟酸（"AMPA")。当担载在碳上的贵金属催化剂用于反应时，该些流程也可W典型地导致 催化剂的纯化速率增加，使得催化剂的消耗增加。但是，降低的PMIDA含量通常在其中需要 使用具有低PMIDA含量的草甘麟产物的应用中是有利的，例如在制备用于控制基因修饰棉 作物中的杂草的除草草甘麟组合物中，该种益处超过了对产率的不利影响和杂质的略微增 加。
[0075] 根据本发明，已经确认对反应系统的几种其它改进，它们可W用于代替上述增加 氧气流速的方式或与之组合使用。
[0076] 作为另一种选择或者除了增加进入反应器的氧气流之外，可W通过在上述约 70-140°C范围内的较高反应温度下操作和/或通过改进催化剂体系来实现PMIDA转化率的 提局。
[0077] PMIDA的转化率通过在高温、例如在约110°C或更高的范围内、典型地在约 110-125°C范围内操作来提高。因为更高的温度导致副产物增加，例如通过草甘麟向AMPA 的氧化反应，所W在单独或与其它改进方式例如氧气流速组合时，温度优选不增加到超过 为达到目标PMIDA水平所必需的程度。对转化率的显著作用可W通过在约115-125°C范围 内操作来实现，或者可W最好在约118-125°C范围内。
[007引催化剂体系可W通过提高贵金属/碳催化剂的进料量、通过向催化剂体系加入活 性碳和/或通过改变对贵金属/碳催化剂的促进剂的选择来改进。已经发现催化剂活性可 W通过选择锻烧条件、控制锻烧气氛和在贵金属/碳催化剂制备期间占主导地位的其它条 件来提高，例如描述在国际申请W02006/031938A2中。如果新鲜催化剂进料增加超过阔值， 例如超过约1. 5-2重量％的浓度范围，则该作用会提高PMIDA向IDA的氧化，而不是向草甘 麟的氧化。但是，虽然PMIDA氧化成IDA会导致总体选择性的损失，但是净效应仍然是降低 了最终草甘麟产物中的PMIDA含量。此外，当催化剂物质已经在显著数目的周期中用过之 后，此催化剂物质的活性可W有用地通过清除一部分用过的催化剂和作为代替加入增加新 鲜催化剂来提高。当按照此方法进行时，PMIDA转化率可W得到显著提高，且没有显著形成 IDA，即可W基本保持对草甘麟的选择性。
[0079] 活性碳催化剂，例如化OU在美国专利4, 624, 937中描述的催化剂，对于PMIDA向 草甘麟的氧化反应是十分有效的，即使对于副产物Cl物质例如甲醒和甲酸不是有效的。与 贵金属/碳催化剂相比，碳催化剂也是较便宜的，尽管其通常W显著更高的速率消耗。因 此，向间歇反应器或向级联CSTR系列的最后一个反应器中较自由地加入碳催化剂（例如基 于贵金属/碳催化剂的进料量计按照至少约1. 5重量％的比例，通常是约2. 5-3. 5重量％ ) 可W显著降低在最终反应溶液中的残余PMIDA含量。
[0080] 某些过渡金属例如Bi和Te是有效的促进剂，能改进贵金属/碳催化剂对于副产 物Cl物质例如甲醒和甲酸的氧化反应的有效性。但是，数据显示PMIDA的氧化可W在一定 程度上被该种促进剂阻碍，可能是通过使氧气与Cl物质（优先于PMIDA)