JP5596681B2 - 芳香族アルデヒドの分離方法 - Google Patents

Description

本発明の主題は、タールも含有する混合物から芳香族アルデヒドを分離する方法である。

より詳細には、本発明は、ヒドロキシ−および／またはアルコキシ−芳香族アルデヒドの分離に関する。

本発明は、より詳細には、バニリン（４−ヒドロキシ−３−メトキシベンズアルデヒド）およびエチルバニリン（３−エトキシ−４−ヒドロキシベンズアルデヒド）を分離および精製する方法の結果として生じるタールの処理に関する。

ヒドロキシ−および／またはアルコキシ芳香族アルデヒドは、第一に香味料および芳香剤として、ならびに次に、続いて、多くの分野、例えば農業化学、薬学、化粧品産業および他の産業における中間製品として、非常に重要な製品である。

特に、バニリンおよびエチルバニリンは、本質的に食材向けの製品である。従って、高い化学純度および良好な味の品質の製品を市場で提案することは重要である。

従って、これらを合成する方法は、分離および徹底的な精製操作を必要とする。

芳香族アルデヒドの合成のための様々な方法が提案されている。

最も重要な方法は、出発フェノール系化合物、例えばフェノール、カテコール、カテコール誘導体、グアイコール（即ち２−メトキシフェノール）およびグエトール（即ち２−エトキシフェノール）の官能化に基づく。

一般に、このタイプの方法では、フェノール系化合物は、塩形成形態で、例えばナトリウム塩の形態である：様々な方法に従って、ベンゼン環上に存在するヒドロキシル基に対してパラ位にホルミル基を付加させる。

詳細には、バニリンを調製する方法はＥＰ−Ａ−０ ７７３ ９１９に報告されており、前記方法は、水酸化ナトリウムの存在下でホルムアルデヒドとグアイコールを反応させ、その結果、ｏ−ヒドロキシメチルグアイコール（ＯＭＧ）とｐ−ヒドロキシメチルグアイコール（ＰＭＧ）と４，６−ジ（ヒドロキシメチル）グアイコール（ＤＭＧ）とを含む混合物を生じさせること、次に、パラジウム触媒およびビスマス触媒の存在下、酸素で前記混合物を酸化すること、その後、これを含む酸化生成物において、オルト位に位置するカルボキシル基の除去を生じさせることに存し、このようにしてバニリンを良好な反応収率で得ることを可能にする。

さらに、完全に異なるバニリン入手経路が存在し、この経路は、塩基性媒質中でグアイコールとグリオキシル酸とを反応させること、その結果、４−ヒドロキシ−３−メトキシマンデル酸を生じさせること、その後、この得られた縮合物の酸化を生じさせることに存する。

酸化反応終了時、バニリンの前駆体（即ち、ヒドロキシル基が塩形成形態で、好ましくはナトリウム塩形態である。）、過剰なグアイコール（同じく塩形成形態である。）、および様々な不純物が得られる。

その後の段階において、強酸、例えば硫酸を使用して行われる酸性化により、反応媒質中に存在するバニリンおよびグアイコールを放出させる。

この粗製反応混合物からバニリンを分離するための公知の方法は、有機溶剤を使用してこれを抽出することに存する。

抽出溶剤からバニリンを単離するために前記混合物の蒸留を行い、それにより、蒸留頂部において（この混合物中の最も揮発性の高い化合物である）抽出溶剤および蒸留底部において「粗製バニリン」、即ち、「タール」として公知の重質不純物と少量の軽質不純物とが混ざった「バニリン」を本質的に含む混合物を得ることが可能になる。

欧州特許出願公開第０７７３９１９号明細書

従って、問題は、分離すべき製品の完全性を尊重もし、経済的でもあり、産業用装置、最も詳細には連続操作する産業用装置での実行が容易でもある方法によって、タール中に存在する本明細書中の製品、即ち芳香族アルデヒドを回収するということである。

本発明は、芳香族アルデヒドと軽質および重質不純物とタールとを含む混合物から芳香族アルデヒドを分離および回収する方法であって、前記混合物を含む液体流が蒸発器に導入され、前記混合物が、一方、芳香族アルデヒドと軽質不純物と選択された蒸発温度および圧力で気化させることができる重質不純物とを含むガス流と、他方、タールを本質的に含む液体流とが分離されるように、気化されること、ならびにこの分離されたガス流から芳香族アルデヒドが回収されることを特徴とする方法に関する。

本発明の方法の１つの変形によると、得られた芳香族アルデヒドを本質的に含む分離したガス流は、ガス状態でまたは凝縮後に、この分離段階の上流の段階に再循環される。

１つの好ましい実施形態において、本発明は、蒸発器に導入される流れの事前濃縮を行うことを特徴とする、芳香族アルデヒドと軽質および重質不純物とタールとを含む混合物から芳香族アルデヒドを分離および回収する方法に関する。

従って、この分離段階前に、タールおよび重質不純物は蒸留により濃縮され、それによって蒸留頂部において芳香族アルデヒドおよび軽質不純物ならびに蒸留底部において重質不純物の回収が可能となる。

本発明の方法の１つの好ましい変形によると、得られた芳香族アルデヒドを本質的に含む分離されたガス流は、ガス状態でまたは凝縮後、濃縮段階に再循環される。

本文において、用語「軽質不純物」は、考慮している温度および圧力条件下で比揮発度が芳香族アルデヒドのものより高い化合物を意味すると解釈される。

軽質不純物は、出発フェノール系化合物、例えば、グアイコール、グエトール；可能性のある芳香族アルデヒド異性体、例えばｏ−バニリンおよびｏ−エチルバニリン；微量の抽出溶剤ならびにこの溶剤および出発反応物中に存在する可能性のある不純物である。

用語「重質化合物」および「重質不純物」は、考慮している温度および圧力条件下で比揮発度が芳香族アルデヒドのものより低い化合物を示す。

「重質化合物」は、本質的には前の反応段階の結果として生じるタールであり、およびまた、少量で、この方法の重質不純物、例えばカルボキシル基を得るためのホルミル基の酸化の結果として生じるものである。

出発混合物は、一般に、５５重量％から９４重量％の芳香族アルデヒドと、６重量％から４５重量％の軽質および重質不純物と、タールとを含む。

混合物の組成は、指標として与えるものであり、本発明の方法は、芳香族アルデヒドがより豊富（例えば、９９重量％より高い芳香族アルデヒド含量）であるまたは不純物がより豊富（例えば、６０重量％より高い含量）である混合物にも適する。

典型的に、抽出溶剤の蒸留から出る粗製バニリンは、５５重量％から９４重量％のバニリン（このバニリンの１重量％から１０重量％に相当する軽質不純物を含む。）および５重量％から６０重量％の比率で重質化合物を含む。

本発明の方法は、最も詳細にはバニリンおよびエチルバニリンを利用するが、他の芳香族アルデヒドにも適する。

用語「芳香族アルデヒド」は、置換または不飽和ベンズアルデヒドタイプ、即ち、より具体的には、少なくとも１つのホルミル基を含むベンゼン核の化合物を意味すると解釈される。

より詳細には、これは下記式：

に対応し、前記式中、
Ｒは、水素原子またはアルキル基を表し、
Ｒ_１基は、同一または異なることがあり、水素原子、ヒドロキシル基、またはアルキルもしくはアルコキシ基を表し、
ｎは、０から４の数である。

本発明に関連して、用語「アルキル」は、１から１２個の炭素原子、および好ましくは１から４個の炭素原子を含有する、線状のまたは分岐した炭化水素系鎖を意味すると解釈される。アルキル基の好ましい例は、メチル、エチル、プロピルおよびイソプロピル基である。

用語「アルコキシ」は、アルキル−Ｏ−基を意味すると解釈され、この場合の用語アルキルは、上で与えた意味を有する。アルコキシ基の好ましい例は、メトキシまたはエトキシ基である。

本発明の方法において優先的に使用される芳香族アルデヒドは、式中のＲが水素原子またはメチルもしくはエチル基を表しおよびＲ_１が水素原子またはメトキシもしくはエトキシ基を表す、式（Ｉ）に対応する。

式（Ｉ）において、ｎは、好ましくは１または２に等しい。

芳香族アルデヒドのより具体的な例としては、特に、
バニリン、
エチルバニリン（３−エトキシ−４−ヒドロキシベンズアルデヒド）、
イソバニリン（４−メトキシ−３−ヒドロキシベンズアルデヒド）、
ｏ−バニリン（３−メトキシ−２−ヒドロキシベンズアルデヒド）、
プロトカテクアルデヒド、
シリンガアルデヒド（３，５−ジメトキシ−４−ヒドロキシベンズアルデヒド）、
ベラトルムアルデヒド（３，４−ジメトキシベンズアルデヒド）、
ｐ−ヒドロキシベンズアルデヒド
を挙げることができる。

本発明の方法は、少なくとも１つの芳香族アルデヒドと様々な不純物とを含む反応媒質に適用され、前記芳香族アルデヒドは、ホルミル基の導入後に有機溶剤で抽出される。

従って、反応終了時、芳香族アルデヒドは、有機溶剤または有機溶剤の混合物で抽出される。

芳香族アルデヒドに対して不活性である有機溶剤が使用される。

使用することができる溶剤としては、ハロゲン化されているまたはハロゲン化されていない脂肪族、環状脂肪族または芳香族炭化水素、アルコール、ケトンおよびニトリルを特に挙げることができる。

より詳細には、脂肪族、環状脂肪族または芳香族炭化水素として、ヘプタン、シクロヘキサン、メチルシクロヘキサン、ベンゼンまたはトルエン；ハロゲン化脂肪族、環状脂肪族または芳香族として、ジクロロメタン、トリクロロメタン、ジクロロエタン、クロロベンゼンまたはジクロロベンゼン；アルコールとして、メタノール、エタノール、プロパノール、イソプロパノールまたはブタノール；ケトンとして、アセトン、メチルエチルケトン、メチルイソブチルケトンまたはジイソブチルケトン；およびニトリルとして、アセトニトリルが挙げられる。

前記溶剤の混合物を使用してもよい。

抽出操作は、溶剤の性質に依存する温度で行われる。

この温度は、有利には０℃と９０℃の間、好ましくは２０℃と８０℃の間で選択される。

芳香族アルデヒドを単離するために、先ず、抽出溶剤が蒸留操作によって除去される。

本発明の方法全体を通して、流れの温度は、伝熱流体または水蒸気を循環させるジャケット付きシステムによって保持される。

前に述べたように、反応媒質中に存在する芳香族アルデヒドは、上に例を挙げた有機溶剤を使用して抽出される。

抽出操作終了時、抽出溶剤に溶解した状態の芳香族アルデヒドを含む液体流（Ｆ_１）が得られる。最も一般的には、これは、５重量％と７０重量％の間にわたる濃度の芳香族アルデヒドと、２０重量％から９４．８重量％の有機溶剤と、０．２重量％と１０重量％の間にわたる濃度の様々な軽質不純物および重質化合物とを含む。

さらに好ましくは、液体流（Ｆ_１）は、１０重量％から６０重量％の芳香族アルデヒドと、３５重量％から８９重量％の有機溶剤と、１重量％から５重量％の様々な軽質不純物および重質化合物とを含む。

従って、第一段階は、蒸留操作によって芳香族アルデヒドと抽出溶剤の分離を行うことに存し、この蒸留操作の結果、前記アルデヒドが分離される。

より具体的には、この蒸留は、
蒸留底部において、様々な軽質不純物と重質化合物とを伴う芳香族アルデヒドを含む液相（Ｆ_５）、
蒸留頂部において、抽出溶剤とこの溶剤の再循環を可能にする低濃度での芳香族アルデヒドとを含む気相（Ｆ_２）
を得るように計画される。

用語「低濃度」は、有機溶剤中、好ましくは多くとも１００ｐｐｍ（０．０１重量％）である芳香族アルデヒドの濃度を意味すると解釈される。

蒸留段階は、抽出溶剤に依存する温度および圧力で行われる。

一般に、これは、例えばバニリンについては、蒸留底部において１５０℃と１９０℃の間、好ましくは１６０℃と１８０℃の間である。

この蒸留は、好ましくは、塔頂部において設定される減圧下で行われる。

この蒸留底部において規定される減圧は、一般には２０ｍｍ水銀と１００ｍｍ水銀の間、好ましくは２０ｍｍ水銀と４０ｍｍ水銀の間である。

本発明の方法の１つの好ましい変形によると、この操作は、不活性ガス雰囲気下、好ましくは窒素雰囲気下で行われる。

蒸留操作は、従来の蒸留器械、例えば直列の１つ以上の蒸留塔において行われる。

この蒸留段階は、底部において有機溶剤が全くない芳香族アルデヒド（Ｆ_５）を得ることを目的とする。

当業者は、行うべき分離に従って使用すべき手段を選択することを申し分なくできる。

以下のことは、簡単に思い起される。蒸留塔のサイズ（特に、直径）は、循環流および内部圧力に依存する。従って、処理すべき混合物の流量に主として従って前記塔のサイズを加減することとなる。理論段数によって代表される内部パラメータは、特に、出発化合物の純度ならびに蒸留頂部および底部において得なければならない製品の純度によって決まる。

当業者に完全に公知であるように、塔にはプレートが充填されることがあり、または積層もしくは織物充填物が、差異を意味することなく、充填されることがあることを明記しよう。

器械を決定し、当業者は、この塔の操作パラメータを調整する。

例えば、蒸留塔は、限定的にではないが有利には、以下の仕様を有する塔である：
理論段数：１から２０、好ましくは２から１０、
０．０５と１５の間、好ましくは０．１と３の間の還流度Ｒ。

還流度は、塔頂部からこの塔に再注入される材料の流量と塔頂部の排出地点での実際に出ていく流量の比によって定義される。

蒸留を行うための塔底部での熱の供給は、詳細には、水蒸気でもしくは伝熱流体で加熱される管／筒形熱交換器によって、水蒸気がもしくは伝熱流体が供給される加熱コイルによって、または任意の他の等価の装置によって行うことができる。

１つの好ましい実施形態は、ループ内を流れる底部の流れ（Ｆ_６）を使うことによって熱交換器内の蒸留底部混合物を加熱することに存する。より具体的には、流れ（Ｆ_５）が蒸留底部から出て、留分（Ｆ_６）が熱交換器を底部から頂部へと進み、この熱交換器を出ると、横方向にこの蒸留塔の下部に導入される。

もう１つの実施形態は、ポンプによって熱交換器内で流れ（Ｆ_５）の強制循環を行うことに存する。

有機溶剤と好ましくは多くとも１００ｐｐｍの濃度の芳香族アルデヒドとを主として含む、塔頂部におけるガス流（Ｆ_２）は、液体流を回収するために凝縮され、このガス流（Ｆ_２）の留分（Ｆ_３）は、塔頂部に横方向に導入されてこの塔内に還流を生じさせ、およびこのガス流（Ｆ_２）のもう一方の留分（Ｆ_４）は、抽出段階に再循環させることができる。

有機溶剤は、流れ（Ｆ_２）から凝縮によって回収される。

気相（Ｆ_２）は、１つ以上の、好ましくは１つの凝縮器を通過させることによりこの流れ（Ｆ_２）の温度を例えば１５℃から３０℃に低下させることによって冷却され、冷却により液体に変換される。

この操作は、凝縮器排出地点での温度が選択冷却温度領域内で維持される従来の器械、例えば、水または流体（一般に、油、アルコール、例えばグリコール、または水／グリコール混合物、ブライン）が供給される管型熱交換器によって行われる。

凝縮器の数は、これらの凝縮器内を循環する冷却液の冷却能力に従って選択される。

直列での凝縮器の場合、第一凝縮器の排出地点の気相は、第二凝縮器に導入される。

有機溶剤は、凝縮器の基部において液体形態で回収される。

流れ（Ｆ_５）、即ち重質化合物と重質不純物と「タール」と軽質不純物とが混ざった芳香族アルデヒドを本質的に含む混合物である「粗製芳香族アルデヒド」が蒸留底部で回収される。

指標として、流れ（Ｆ_５）が、８９重量％と９８．５重量％の間の芳香族アルデヒド、１重量％と５重量％の間の軽質不純物、および０．５重量％から６重量％の比率で重質化合物を含むことを明記する。

上で述べたように、一方の留分（Ｆ_６）は、蒸留塔に再循環され、もう一方の留分（Ｆ_７）は、後続の操作、詳細には濃縮操作に供される。

本発明の方法の１つの好ましい変形によると、得られる芳香族アルデヒドは、処理すべき混合物を濃縮する段階が蒸発による分離段階の前に行われる限り、より良い品質のものであることが判明した。

本発明の方法の１つの好ましい変形によると、流れ（Ｆ_７）は、蒸発器に送られる流れの中の重質化合物の濃度を増すために濃縮される。

流れ（Ｆ_７）は、蒸留操作に従って濃縮される。

より具体的には、この蒸留は、
蒸留底部（Ｆ_１１）において、重質化合物を伴う芳香族アルデヒド、
蒸留頂部において、芳香族アルデヒド、軽質不純物および重質不純物を１００ｐｐｍ（０．０１重量％）未満、好ましくは５０ｐｐｍ（０．００５重量％）未満の含量で本質的に含む気相（Ｆ_８）
を得るように計画される。

この蒸留段階は、１６０℃と１９０℃の間、好ましくは１６５℃と１８５℃の間である蒸留底部温度で行われる。

この蒸留は、好ましくは、塔頂部で設定される減圧下で行われる。この蒸留底部において規定される減圧は、一般には１ｍｍ水銀と２５ｍｍ水銀の間、好ましくは２ｍｍ水銀と１５ｍｍ水銀の間である。

本発明の１つの好ましい変形によると、この蒸留操作は、不活性ガス雰囲気下、好ましくは窒素雰囲気下で行われる。

この蒸留操作は、従来の蒸留器械において行われる。

この段階は、芳香族アルデヒドを本質的に含み、重質不純物およびタールも含む液体流（Ｆ_１１）を底部において得ることを目的とする。

従って、蒸留塔は、限定的にではないが有利には、以下の仕様を有する塔であり得る：
理論段数：１から３０、好ましくは６から１５、
０．０５と１５の間、好ましくは０．１と５の間の還流度Ｒ。

蒸留を行うための塔底部での熱の供給は、詳細には、水蒸気でもしくは伝熱流体で加熱される管／筒形熱交換器によって、水蒸気がもしくは伝熱流体が供給される加熱コイルによって、または任意の他の等価の装置によって行うことができる。

１つの好ましい実施形態は、ループ内を流れる底部の流れ（Ｆ_１２）を使うことによって熱交換器内の蒸留底部混合物を加熱することに存する。より具体的には、流れ（Ｆ_１１）が蒸留底部から出て、留分（Ｆ_１２）が熱交換器を底部から頂部へと進み、この熱交換器を出ると、横方向にこの蒸留塔の下部に導入される。

もう１つの実施形態は、ポンプによって熱交換器内で流れ（Ｆ_１１）の強制循環を行うことに存する。

芳香族アルデヒドと軽質不純物を主として含む、塔頂部におけるガス流（Ｆ_８）は、液体流を回収するために凝縮され、このガス流（Ｆ_８）の一方の留分（Ｆ_９）は、塔頂部に横方向に導入されてこの塔内に還流を生じさせ、およびこのガス流（Ｆ_８）のもう一方の留分（Ｆ_１０）は、後続の芳香族アルデヒド精製段階において処理することができる。

この蒸留頂部において、芳香族アルデヒドを本質的に含む流れを凝縮により流れ（Ｆ_８）から回収することができる。

気相（Ｆ_８）は、１つ以上の、好ましくは１つの凝縮器を通過させることによりこの温度を例えば１５℃から３０℃に低下させることによって冷却され、冷却により液体に変換される。

この操作は、選択冷却温度領域内で温度が維持される従来の器械、例えば、伝熱流体（一般に、油）が供給される管型熱交換器によって行われる。

凝縮器の数は、これらの凝縮器内を循環する冷却液の冷却能力に従って選択される。

直列での凝縮器の場合、第一凝縮器の排出地点の気相は、第二凝縮器に導入される。

芳香族アルデヒド（Ｆ_１０）は、凝縮器の排出地点で回収される。

流れ（Ｆ_１１）、即ち重質不純物とタールとが混ざった芳香族アルデヒドを本質的に含む、重質不純物およびタールを多く含む混合物が蒸留底部において回収される。

この流れの中の芳香族アルデヒドの濃度は、最も一般的には、１０重量％と６０重量％の間にわたり、重質化合物の濃度は、４０重量％と９０重量％の間にわたる。

上で述べたように、一方の留分（Ｆ_１２）は、蒸留塔に再循環され、もう一方の留分（Ｆ_１３）は、重質化合物中に存在する芳香族アルデヒドの回収を可能にする操作に供される。

本発明の方法に従って、芳香族アルデヒドは、芳香族アルデヒドと重質化合物とを含む流れ（Ｆ_１１）と同じ組成を有する混合物（Ｆ_１３）から分離および回収され、前記方法は、液体流（Ｆ_１３）が蒸発器に導入されること、一方で芳香族アルデヒドと選択蒸発温度および圧力で気化させることができる重質不純物とを含むガス流（Ｆ_１４）、ならびに他方で重質不純物とタールとを本質的に含む液体流（Ｆ_１５）が回収されるように、前記混合物が気化されること、および分離されたガス流（Ｆ_１４）から芳香族アルデヒドが回収されることを特徴とする。

本発明の方法の１つの変形によると、得られたガス流（Ｆ_１４）は、ガス状態でまたは凝縮後に、この分離段階の上流の段階に再循環される。

本発明の方法の１つの好ましい変形において、分離されたガス流（Ｆ_１４）は、ガス状態でまたは凝縮後に、濃縮段階に再循環される。

方法パラメータは、本発明のこの方法において使用される蒸発器のタイプによって変わる。

様々なタイプの蒸発器を選択することができ、従って、幾つかの変形方法が生じる。

幾つかのタイプの蒸発器、詳細には、流下液膜式蒸発器、液膜ワイプ式蒸発器（ｗｉｐｅｄ ｆｉｌｍ ｅｖａｐｏｒａｔｏｒ）、内部凝縮器を有するショートパス蒸発器、横型ワイプ式蒸発器（ｈｏｒｉｚｏｎｔａｌ ｗｉｐｅｄ ｅｖａｐｏｒａｔｏｒ）、またはこれらの装置の任意の組み合わせは、本発明の方法の実行に適する。

本発明の方法の１つの好ましい実施形態によると、分離は、不活性雰囲気下で、好ましくは窒素雰囲気下で維持される蒸発器において行われる。

例えば、本発明の方法の第一の変形に従って、分離は、流下液膜式蒸発器において行われる。

用語「流下液膜式蒸発器」は、垂直の管の束を含む一般に円筒形のチャンバから成る装置であって、前記管が、例えば前記チャンバ内の流れの循環により、外部から加熱されるものである装置を意味すると解釈される。

芳香族アルデヒドと重質不純物とタールとを含む混合物（Ｆ_１３）は、上部経由で供給され、例えばオーバーフローで、分配システムに出会い、このシステムが、薄い厚み、一般には１ｍｍ未満、好ましくは０．３ｍｍと０．５ｍｍの間の液膜を構成するような管の頂部でのこの液体の良好な分配を可能にする。

前記混合物は、重力により管の内面に沿って流れ、および気化させることができる留分（芳香族アルデヒドを含む。）は、管に沿って運ばれるにつれて蒸発され、そのとき、液相、本質的には重質化合物は、管の基部に達し、この気化させることができる留分から分離される。

混合物（Ｆ_１３）は、流下液膜式蒸発器に導入され、これを頂部から底部へと進み、出ると、２つの液体およびガス流を分離する分離チャンバを通過する。この分離器は、内部材料を含まない、即ちプレートも充填剤も含まない、円筒形装置である場合がある。

芳香族アルデヒドと気化させることができる重質不純物とを本質的に含むガス流（Ｆ_１４）は、分離チャンバの頂部で回収され、重質化合物と重質不純物とタールとを本質的に含む液体流（Ｆ_１５）は、分離チャンバの底部で回収される。

本発明の方法の好ましい変形によると、ガス流（Ｆ_１４）は、蒸発によってこの分離段階の上流に、より詳細には濃縮段階に、再循環される。

一般に、この流れは、横方向に濃縮塔に導入される。場合により、この流れを凝縮してポンプにより液体形態で導入することができる。

このガス流（Ｆ_１４）中の芳香族アルデヒドの濃度は、最も一般的には２０重量％と７５重量％の間、好ましくは２５重量％と６０重量％の間にわたる。

従って、液体流（Ｆ_１５）は、ガス流（Ｆ_１４）から分離され、この流れ（Ｆ_１５）の一方の留分（Ｆ_１６）は、蒸発器供給路に再循環され、およびもう一方の留分（Ｆ_１７）は、除去され、この潜在力を後で活用することができる。

この排出液体流（Ｆ_１５）中の芳香族アルデヒドの濃度は、最も一般的には１重量％と２０重量％の間、好ましくは１重量％と１０重量％の間にわたる。

本発明の方法の１つの変形によると、重質化合物の留分（Ｆ_１６）は、前記管の高さ全体にわたって乾燥ゾーンがない液膜を維持するために再循環または再び循環され、それによって分離および回収収率を向上させる。

タールを含む分離された液体流は、一般に、５０％から７０％の再循環率で再循環される。

流れ（Ｆ_１６）の再循環を伴う蒸発器の１つの動作モードでは、供給材料（Ｆ_１８）が流れ（Ｆ_１３）と（Ｆ_１６）の混合物から成る。

液体流（Ｆ_１６）の再循環の場合、（Ｆ_１６）／（Ｆ_１３）再循環質量比は、１と１０の間である。

蒸発器における滞在時間は短い：３０秒と１０分の間である。

重質化合物から芳香族アルデヒドを分離する段階は、蒸発器において、芳香族アルデヒドの気化および気化させることができる存在する重質不純物の気化により行われる。

ガス流と供給流との重量比によって表される気化率は、５重量％と７５重量％の間、好ましくは５重量％と５０重量％の間である。

蒸発温度（液膜における平均温度）は、１７０℃と２００℃の間であって、蒸発器の頂部と底部の間の温度勾配は、１０℃と２０℃の間であり、蒸発器の頂部において設定される圧力は、１ｍｍ水銀と２０ｍｍ水銀の間である。

減圧は、この装置において、この蒸発器の頂部に接続される真空回路により、設定される。

蒸発器によるこの分離段階において、供給流に含有されていた芳香族アルデヒド（Ｆ_１３）に対する気化された芳香族アルデヒド（Ｆ_１４）の重量比によって表される、重質化合物中に存在する芳香族アルデヒドについての回収収率は、約８０％から９０％である。

本発明は、本発明による方法を実行するための１つの設備にも関する。

この装置は、重質化合物を濃縮するための蒸留塔と、タールをさらに含む混合物から芳香族アルデヒドを分離および回収するための流下液膜式蒸発器とを含む。

１つの実施形態において、これは、抽出溶剤の蒸留のための少なくとも１つの塔も含む。

図１は、抽出溶剤の蒸留のための塔１と、重質化合物を濃縮するための蒸留塔２と、この塔に連結された流下液膜式蒸発器３とを含む、本発明による方法を実行するための好ましい装置の線図である。 図２は、抽出溶剤の蒸留のための塔１と、重質化合物を濃縮するための蒸留塔２と、この塔に連結された液膜ワイプ式蒸発器９とを含む、本発明による方法を実行するための好ましい装置の線図である。 図３は、抽出溶剤の蒸留のための塔１と、重質化合物を濃縮するための蒸留塔２と、この塔に連結された、内部蒸発器１３を有するショートパス蒸発器１２とを含む、本発明による方法を実行するための好ましい装置の線図である。 図４は、抽出溶剤の蒸留のための塔１と、重質化合物を濃縮するための蒸留塔２と、この塔に連結された横型液膜ワイプ式蒸発器１６とを含む、本発明による方法を実行するための好ましい装置の線図である。

本発明は、本出願に添付する図１の説明を読むことで、より明瞭に理解される。

図１は、抽出溶剤の蒸留のための塔１と、重質化合物を濃縮するための蒸留塔２と、この塔に連結された流下液膜式蒸発器３とを含む、本発明による方法を実行するための好ましい装置の線図である。

図１において、抽出段階からくる流れであって、重質化合物を含めて反応生成物を含むものである流れ（Ｆ_１）は、蒸留により抽出溶剤を芳香族アルデヒドから分離することができる蒸留塔１に導入される。

蒸留塔１の頂部において、凝縮器５での蒸気流（Ｆ_２）の凝縮後、抽出溶剤流（Ｆ_４）は回収され、これを抽出段階に再循環させることができる；凝縮された流れの一部（Ｆ_３）は、横方向に塔１の頂部に送り返され、塔１の還流を構成する。

ガス流（Ｆ_２）は、これを１つ以上、好ましくは１つの凝縮器５に通すことによりこの温度を例えば１５℃から３０℃に低下させることによって冷却される。

蒸留塔１の底部において、全流れ（Ｆ_５）は、主として、熱交換器６の上を通過しながらこの塔の底部に再び循環される；流れ（Ｆ_７）は、重質化合物を濃縮するために蒸留塔２に供給される。

塔２の頂部において、凝縮器７での蒸気流（Ｆ_８）の凝縮後、芳香族アルデヒドおよび軽質不純物の流れ（Ｆ_１０）が回収される；凝縮された流れの一部（Ｆ_９）は、横方向に塔２の頂部に送り返され、塔２の還流を構成する。

流れ（Ｆ_１０）は、芳香族アルデヒドの最終精製のための装置に供給される。

ガス流（Ｆ_８）は、これを１つ以上、好ましくは１つの凝縮器７に通すことによりこの温度を例えば１５℃から３０℃に低下させることによって冷却される。

蒸留塔２の底部において、全流れ（Ｆ_１１）は、主として、熱交換器８の上を通過しながらこの塔の底部に再び循環される（Ｆ_１２）；流れ（Ｆ_１３）は、流下液膜式蒸発器３に供給される。

流れ（Ｆ_１３）は、蒸発器３の上部に導入される。

蒸発器３を出る流れは、液体流（Ｆ_１５）をガス流（Ｆ_１４）から分離するために分離チャンバ４を通過する。

分離チャンバ４を出るガス流（Ｆ_１４）は、横方向に濃縮塔２、好ましくはこの塔の底部に送り返される。

本発明の方法の１つの変形によると、凝縮器通過後、流れ（Ｆ_１４）をポンプによって液体形態でこの塔に戻すことができる。ポンプおよび凝縮器は、図１には描かれていない。

分離チャンバ４から得られる液体流（Ｆ_１５）の一部、即ち流れ（Ｆ_１６）は、蒸発器３の供給路に再循環され、供給路（Ｆ_１３）と共に、蒸発器３の全供給流（Ｆ_１８）を構成する。

芳香族アルデヒドが剥奪された液体流のもう一方の部分（Ｆ_１７）は、タールおよび重質不純物を本質的に含む；この流れを除去し、このポテンシャルを後で活用することができる。

例えば、本発明の方法の第二の変形に従って、分離は、液膜ワイプ式蒸発器において行われる。

用語「液膜ワイプ式蒸発器」は、一般に円筒形または円筒−円錐形チャンバから成る装置であって、このチャンバを加熱することができる、熱交換液の循環のための入口および出口に取り付けられた外部ジャケットを有するものである装置を意味すると解釈される。

このタイプの装置の場合、下で明記する機械的手段を用いる被覆により、チャンバの内壁上に液膜が形成される。

このチャンバは、この壁上での液膜の形成を可能にする機械的手段が取り付けられているアキシアルローターを中央に装備している。ローターは、固定翼を装備しているローターであってもよく：ローブローターであって、このローターの全高にわたって分布する軟質または硬質材料で作られた３または４枚翼を有するものであるローブローターであってもよく、または、動翼、羽根、ワイパーブラシまたは誘導ワイパーを装備したローターであってもよい。この場合、ローターは、ピボットに関節式に連結された、および放射状支持体によりシャフトまたは軸上に取り付けられた、一連の羽根から成る。他のローターは、第二軸に取り付けられた可動ローラーを装備しており、前記ローラーは、遠心により壁に押し付けられる。

ローターの回転速度は、この装置のサイズに依存し、当業者によって容易に決定される。指標として、周速は、動翼ローターについては０．３ｍ／秒と３ｍ／秒の間；固定翼ローターについては５ｍ／秒と１５ｍ／秒の間にわたり得ることを明記する。

様々な支軸を、様々な材料、金属、例えば鋼、合金鋼（ステンレス鋼）もしくはアルミニウム、または高分子材料、例えばポリテトラフルオロエチレンＰＴＦＥ、またはガラス材料（ほうろう）；高分子材料でコーティングされた金属で作ることができる。

芳香族アルデヒドと重質不純物とタールとを含む混合物（Ｆ_１３）は、上部経由で供給され、分配器、例えばローターにしっかりと連結された円板によって壁上へと遠心される。液体が壁一面に分配され、上で明記した機械的手段により被覆された薄い厚み、一般に０．２５ｍｍと１ｍｍの間の液膜を形成する。

前記混合物は、重力によりこの壁の内面に沿って下降し、（芳香族アルデヒドを含む）気化させることができる留分は、この壁に沿って進むにつれて蒸発され、液相、本質的には重質化合物は、このチャンバの基部に達し、回収される。

チャンバの頂部において、芳香族アルデヒドと気化させることができる重質不純物とを本質的に含むガス流（Ｆ_１４）が回収され、チャンバの底部において、重質化合物と重質不純物とタールとを本質的に含む液体流（Ｆ_１９）が回収される。

流れ（Ｆ_１４）がガス状態を完全に保つために、ガス流（Ｆ_１４）排気ゾーン内のチャンバ上部に位置する液滴デミスト装置（または液滴セパレーター）を考えることが望ましい。

出ると、ガス流（Ｆ_１４）は、蒸発器によってこの分離段階の上流、好ましくは濃縮段階に再循環される；場合により、この流れを凝縮してポンプによって液体形態で導入することができる。

このガス流（Ｆ_１４）中の芳香族アルデヒドの濃度は、最も一般的には２５重量％と７５重量％の間にわたる。

液体流（Ｆ_１９）は、任意の中継貯留装置の基部で回収され、前記装置は、この流れを液体に保つために加熱される。

ガス流（Ｆ_１４）から分離された液体流（Ｆ_１９）は、分別される：この流れの一方の留分（Ｆ_２０）は、蒸発器供給路に再循環され、もう一方の留分（Ｆ_２１）は、除去され、この潜在力を後で活用することができる。

この排出液体流（Ｆ_１９）中の芳香族アルデヒドの濃度は、最も一般的には１重量％と２０重量％の間にわたる。

本発明の方法の１つの変形によると、重質化合物の留分（Ｆ_２０）は、再循環または再び循環される。しかし、この再循環は、液膜を機械的に形成するので、絶対必要なものではない。

タールを含む分離された液体流は、０から５０％の再循環率で再循環させることができる。

流れ（Ｆ_２０）の再循環を伴う蒸発器の１つの動作モードでは、供給材料（Ｆ_１８）が流れ（Ｆ_１３）と（Ｆ_２０）の混合物から成る。

液体流（Ｆ_２０）の再循環の場合、（Ｆ_２０）／（Ｆ_１３）再循環質量比は、０．１と１０の間、好ましくは０．１と２の間である。

蒸発器における滞在時間は短い。３０秒と１０分の間である。

芳香族アルデヒドを重質化合物から分離する段階は、蒸発器において、芳香族アルデヒドの気化および気化させることができる存在する重質不純物の気化により行われる。

ガス流と供給流との重量比によって表される気化率は、２０％と９０％の間、好ましくは４０％と８０％の間である。

蒸発温度（液膜における平均温度）は、１７０℃と２００との間であって、温度勾配は、１０℃と２０℃の間であり、蒸発器の頂部において設定される圧力は、１ｍｍ水銀と２０ｍｍ水銀の間である。

減圧は、この装置において、一般にはこの蒸発器の底部または排出地点に接続される真空回路により、設定される。

蒸発器によるこの分離段階において、供給流に含有されていた芳香族アルデヒド（Ｆ_１３）に対する気化された芳香族アルデヒド（Ｆ_１４）の重量比によって表される、芳香族アルデヒドの回収収率は、最も一般的には約８５％と９９％の間、好ましくは９０％と９９％の間にわたる。

本発明は、本発明による方法を実行するための１つの設備にも関する。

この装置は、重質化合物を濃縮するための蒸留塔と、タールをさらに含む混合物から芳香族アルデヒドを分離および回収するための液膜ワイプ式蒸発器とを含む。

１つの実施形態において、これは、抽出溶剤の蒸留のための少なくとも１つの塔も含む。

図２は、抽出溶剤の蒸留のための塔１と、重質化合物を濃縮するための蒸留塔２と、この塔に連結された液膜ワイプ式蒸発器９とを含む、本発明による方法を実行するための好ましい装置の線図である。

図２において、図１について述べたように得られた流れ（Ｆ_１３）は、蒸発器９の上部に導入される。

蒸発器９の底部において液体流（Ｆ_１９）が回収される。

蒸発器９の頂部においてガス流（Ｆ_１４）が回収され、横方向に濃縮塔２に、好ましくはこの塔の底部に送り返される。

本発明の方法の１つの好ましい変形によると、流れ（Ｆ_１４）を、凝縮器１１通過後、ポンプによって液体形態で塔２に送り返すことができる。

蒸発器の底部で装置１０に回収された液体流（Ｆ_１９）の一部は、蒸発器９の供給路に再循環され、供給流（Ｆ_１３）と共に、蒸発器９の全供給流（Ｆ_１８）を構成する。

芳香族アルデヒドが剥奪された液体流の他の部分（Ｆ_２１）は、タールと重質不純物を本質的に含む；この流れを除去し、この潜在力を後で活用することができる。

従って、本発明の方法の第三の変形に従って、分離は、内部凝縮器を有するショートパス蒸発器において行われる。

「内部凝縮器を有するショートパス蒸発器」という表現は、一般に円筒形のチャンバから成る装置であって、このチャンバを加熱する伝熱流体の循環のための入口および出口に取り付けられた外部ジャケットを有するものである装置を意味すると解釈される。

このタイプの装置の場合、下で明記する機械的手段を用いる被覆により、チャンバの内壁上に液膜が形成される。

前記チャンバは、このチャンバの上部にアキシアルローターおよび下には中央内部凝縮器を装備している。

この中央ローターにしっかりと連結された装置に第二軸が取り付けられており、前記軸は、スライドローターが取り付けられている垂直シャフトである。

様々なローラーを、様々な材料、金属、例えば鋼、合金鋼（ステンレス鋼）もしくはアルミニウム、または高分子材料、例えばポリテトラフルオロエチレンＰＴＦＥ、または高分子材料でコーティングされた金属で作ることができる。

遠心によって、およびローターの回転により壁に押し付けるローラーによって、壁上に液膜が形成される。

ローターの回転速度は、この装置のサイズに依存し、当業者によって容易に決定される。指標として、周速は、０．３ｍ／秒と３ｍ／秒の間にわたり得ることを明記する。

チャンバの中央に位置する凝縮器が、蒸発装置内部で蒸気を正しく凝縮することを可能にする。これは、管型熱交換器、例えばコイルまたは管束であってもよい。

芳香族アルデヒドと重質不純物とタールとを含む混合物（Ｆ_１３）は、上部経由で供給され、分配器、例えばローターにしっかりと連結された円板によって壁上へと遠心される。液体が壁一面に分配され、上で明記した機械的手段により被覆された薄い厚み、一般に０．２５ｍｍと１ｍｍの間の液膜を形成する。

前記混合物は、重力によりこの壁の内面に沿って下降し、（芳香族アルデヒドを含む）気化させることができる留分は、蒸発され、直ちに中央凝縮器によって凝縮され、凝縮された留分（Ｆ_１４）は、重力により内部凝縮器の壁の上を流れ、凝縮された蒸気は、この装置の基部で内部回収器に回収される。

液相（Ｆ_１４）は、前記回収器に回収され（前記相は、芳香族アルデヒドと気化させることができる重質不純物とを本質的に含む。）、および重質化合物と重質不純物とタールとを本質的に含む液体流（Ｆ_１５）は、このチャンバの底部で回収される。

本発明の方法の１つの好ましい変形によると、液体流（Ｆ_１４）は、出ると、蒸発によりこの分離段階の上流に、より詳細には濃縮段階に、再循環される；この流れは、ポンプによって導入される。

この液体流（Ｆ_１４）中の芳香族アルデヒドの濃度は、最も一般的には２５重量％と７５重量％の間にわたる。

気化されない液体流（Ｆ_１５）は、任意の中継貯留装置の基部で回収され、前記装置は、この流れを液体に保つために加熱される。

液体流（Ｆ_１５）の潜在力を後で活用することができる。

この排出液体流（Ｆ_１５）中の芳香族アルデヒドの濃度は、最も一般的には１重量％と１５重量％の間にわたる。

蒸発器における滞在時間は短い。３０秒と１０分の間である。

芳香族アルデヒドを重質化合物から分離する段階は、蒸発器において、芳香族アルデヒドの気化および気化させることができる存在する重質不純物の気化により行われる。

ガス流と供給流との重量比によって表される気化率は、１０％と９５％の間、好ましくは１５％と９０％の間である。

蒸発温度（液膜における平均温度）は、１７０℃と２００℃との間であって、蒸発器の頂部と底部の間の温度勾配は、１０℃と２０℃の間であり、蒸発器の頂部において設定される圧力は、０．０１ｍｍ水銀と２０ｍｍ水銀の間、好ましくは０．１ｍｍ水銀と１０ｍｍ水銀の間である。

減圧は、この装置において、一般にはこの蒸発器の底部または排出地点に接続される真空回路により、設定される。

蒸発器によるこの分離段階において、供給流に含有されていた芳香族アルデヒド（Ｆ_１３）に対する気化された芳香族アルデヒド（Ｆ_１４）の重量比によって表される、芳香族アルデヒドの回収収率は、最も一般的には８５％と９９％の間、好ましくは９０％と９９％の間にわたる。

本発明は、本発明による方法を実行するための１つの設備にも関する。

この装置は、重質化合物を濃縮するための蒸留塔と、タールをさらに含む混合物から芳香族アルデヒドを分離および回収するための内部凝縮器を有するショートパス蒸発器とを含む。

１つの実施形態において、これは、抽出溶剤の蒸留のための少なくとも１つの塔も含む。

図３は、抽出溶剤の蒸留のための塔１と、重質化合物を濃縮するための蒸留塔２と、この塔に連結された、内部蒸発器１３を有するショートパス蒸発器１２とを含む、本発明による方法を実行するための好ましい装置の線図である。

図３において、図１について述べたように得られた流れ（Ｆ_１３）は、蒸発器１２の上部に導入される。

蒸発器１２の底部において液体流（Ｆ_１５）が回収される。

この蒸発器内部において凝縮器１３で凝縮されたガス流（Ｆ_１４）は、蒸発器１２の底部において凝縮回収器１５に回収され、横方向に濃縮塔２に、好ましくはこの塔の底部に送り返される。液体である流れ（Ｆ_１４）は、ポンプによって送り返される。

液体流（Ｆ_１５）は、貯留装置１４に回収される。

これは、タールおよび重質不純物を本質的に含み、これらは排出され、これらの潜在力を後で活用することができる。

例えば、本発明の方法の第四の変形に従って、分離は、横型ワイプ式蒸発器において行われる。

「横型ワイプ式蒸発器」という表現は、水平に配置された一般に円筒形のチャンバから成る装置であって、このチャンバを加熱する伝熱流体の循環のための入口および出口に取り付けられた外部ジャケットを有するものである装置を意味すると解釈される。

このタイプの装置の場合、下で明記する機械的手段を用いる被覆により、チャンバの内壁上に液膜が形成される。

チャンバは、伝熱流体の内部循環によって場合により加熱される、水平軸ローターを中央に装備しており、この壁上での液膜の形成を可能にする機械的手段が前記ローターに取り付けられている。ローターは、このローターの外面に取り付けられた一連の固定羽根を装備しているローターであってもよい。このローターの羽根の配置は、供給端と反対側の、このチャンバの排出端に向かって液膜を進ませる；ウォームスクリュー移動プロフィールを生じさせるような配置である。この装置によると、羽根との相互作用によって蒸発器の内面のおよびローターをセルフクリーニングすることができる、壁上の対向翼形システムを考えることができる。

１つのチャンバ内に同方向にまたは反対方向に回転する２つのローターを並行に有することも可能である。

様々な支軸が、一般には金属、最も一般的には鋼または合金鋼（ステンレス鋼）で作られている。

芳香族アルデヒドと重質不純物とタールとを含む混合物（Ｆ_１３）は、蒸発器のチャンバの一方の末端およびこの頂部に供給される。液体が壁一面に分配され、この液膜の厚みは、ローターの固定翼と対向翼を装備したチャンバの内壁との間の機械のあそびによって調整される。

この液膜の厚みは、一般に、１ｍｍと３ｍｍの間にわたる。この装置が排出方向への液体の流れ、好ましくはピストン流れを可能にする。

前記混合物は、横方向にこのチャンバに進み、芳香族アルデヒドと気化させることができる重質不純物とを本質的に含む、気化させることができる留分（Ｆ_１４）が蒸発され、このチャンバの頂部に位置する排出管によって回収され、その後、凝縮器に送られる。

気化させることができる留分のための排気管は、これらの蒸気の温度より上の温度に保たれたフィルターを装備することがある。

重質化合物と重質不純物とタールとを本質的に含む液相（Ｆ_１５）は、中継貯留装置内の供給とは反対の端で回収される。

ガス流（Ｆ_１４）は、出ると、蒸発によりこの分離段階の上流に再循環される。

本発明の方法の１つの好ましい変形によると、これは濃縮段階に再循環される：この流れは、凝縮されて、液体形態でポンプにより導入される。

このガス流（Ｆ_１４）中の芳香族アルデヒドの濃度は、最も一般的には２５重量％と７５重量％の間にわたる。

液体流（Ｆ_１５）は、任意の中継貯留装置内の基部で回収され、前記装置は、この流れを液体に保つために加熱される。

この排出液体流（Ｆ_１５）中の芳香族アルデヒドの濃度は、最も一般的には１重量％と１５重量％の間にわたる；この流れを除去し、この潜在力を後で活用することができる。

蒸発器における滞在時間は３０秒と１０分の間である。

芳香族アルデヒドを重質化合物から分離する段階は、蒸発器において、芳香族アルデヒドの気化および気化させることができる存在する重質不純物の気化により行われる。

ガス流と供給流との重量比によって表される気化率は、１０％と９０％の間、好ましくは１５％と９０％の間である。

蒸発温度（液膜における平均温度）は、１７０℃と２００との間であって、蒸発器の入口と出口の間の温度勾配は、１０℃と２０℃の間であり、蒸発器の頂部において設定される圧力は、２ｍｍ水銀と２０ｍｍ水銀の間である。

減圧は、この装置において、一般にはこの蒸発器の頂部に接続される真空回路により、設定される。

蒸発器によるこの分離段階において、供給流に含有されていた芳香族アルデヒド（Ｆ_１３）に対する気化された芳香族アルデヒド（Ｆ_１４）の重量比によって表される、芳香族アルデヒドの回収収率は、最も一般的には９０％と９９％の間、好ましくは９５％と９９％の間にわたる。

本発明は、本発明による方法を実行するための１つの設備にも関する。

この装置は、重質化合物を濃縮するための蒸留塔と、タールをさらに含む混合物から芳香族アルデヒドを分離および回収するための横型液膜ワイプ式蒸発器とを含む。

１つの好ましい実施形態において、これは、抽出溶剤の蒸留のための１つの塔も含む。

図４は、抽出溶剤の蒸留のための塔１と、重質化合物を濃縮するための蒸留塔２と、この塔に連結された横型液膜ワイプ式蒸発器１６とを含む、本発明による方法を実行するための好ましい装置の線図である。

図４において、図１について述べたように得られた流れ（Ｆ_１３）は、蒸発器１６の頂部およびこの一方の端に導入される。

蒸発器１６のもう一方の端で液体流（Ｆ_１５）が回収される。

ガス流（Ｆ_１４）は、蒸発器１６の頂部において回収され、凝縮器１８での凝縮後、横方向に濃縮塔２に、好ましくはこの塔の底部に送り返され、およびポンプ、例えば容積式ポンプによって送られる。

タールと重質不純物とを本質的に含む液体流（Ｆ_１５）は、中継貯留装置１７に回収される；この流れを除去し、これらの潜在力を後で活用することができる。

前に説明したように、本発明による分離は、流下液膜式蒸発器、液膜ワイプ式蒸発器、ショートパス蒸発器または横型液膜ワイプ式蒸発器で行うことができる。本発明は、幾つかの蒸発器が直列に備えつけられていることがある場合を含む。詳細には、上で挙げたような蒸発器の別のタイプの排出に連結された横型蒸発器を挙げることができる。

本発明の方法に従って、芳香族アルデヒドの分離は、流れの連続導入および流れの連続回収を伴う連続方法に存する。

しかし、本発明は、回分式実施形態を排除しない。

本発明は、産業用器械において重質化合物を除去することおよび分離された流れを連続的に再循環させることができる。

本発明の方法は、十分に短い滞在時間、ならびに実行が簡単であると同時に分離すべき製品の完全性を尊重できるようにする温度および圧力条件で、重質化合物中に存在する芳香族アルデヒドを回収できるようにする。

連続モードで動作する試験的器械で得られる本発明の例示的実施形態を下に与える。

これらの実施例は、例証として与えるものであり、限定では一切ない。

これらの実施例では、高性能液体クロマトグラフィーによって（バニリンを含む）流れの分析を行う。

本明細書において前に述べたように、すべての設備が窒素雰囲気下で維持される。

この実施例では、バニリン（ＶＡ）の合成の結果として生じる反応混合物の液／液抽出後に得られるタールを処理することを目的とする、図１に図解するような流下液膜式蒸発器を使用してタール中に存在するバニリンの回収を可能にする方法の実例を与える。

塔１に供給する流れ（Ｆ_１）は、０．４０００ｋｇ／ｋｇのバニリン含量、０．０１４４ｋｇ／ｋｇの軽質不純物含量および０．００８４ｋｇ／ｋｇの重質不純物含量を有する。

流れ（Ｆ_１）を２１１．４８ｋｇ／時の供給流量で塔１に導入する。

塔１の頂部において、液体流（Ｆ_４）を、凝縮後、１２２．０７ｋｇ／時の速度で回収し、前記流れは、もはやバニリンを含有しない。

塔１の底部において、液体流（Ｆ_５）を６００ｋｇ／時の速度で取り出し、前記流れは、流れ（Ｆ_５）のｋｇあたり０．９４６１ｋｇのバニリンを含む。

その後、流れ（Ｆ_７）を８９．４１ｋｇ／時の供給流量で蒸留塔２に導入する。このバニリン含量は、０．９４６１ｋｇ／ｋｇである。

使用する塔２は、次の特徴および動作条件を有する：

塔２の頂部において、凝縮後に流れ（Ｆ_１０）になるガス流（Ｆ_８）を８７．５ｋｇ／時の速度で回収し、このガス流は、バニリンを０．９６４５ｋｇ／ｋｇの含量で含有する。

塔２の底部において、液体流（Ｆ_１１）を５５４．２ｋｇ／時の速度で取り出し、前記流れは、流れ（Ｆ_１１）のｋｇあたり０．２９６５ｋｇのバニリンを含む。

流れ（Ｆ_１１）の留分（Ｆ_１３）を流下液膜式蒸発器３に供給し、もう一方の留分（Ｆ_１２）を横方向に蒸留塔２に再導入する。

蒸発器３の特徴および動作条件を表（ＩＩ）に順序正しくまとめる：

この実施例は、バニリン（ＶＡ）の合成の結果として生じる反応混合物の液／液抽出後に得られるタールを処理することを目的とした、図１に図解するような流下液膜式蒸発器を使用してタール中に存在するバニリンの回収を可能にする方法の実例を提供するものである。

塔１に供給する流れ（Ｆ_１）は、０．６０００ｋｇ／ｋｇのバニリン含量、０．０２１５ｋｇ／ｋｇの軽質不純物含量および０．０１２７ｋｇ／ｋｇの重質不純物含量を有する。

流れ（Ｆ_１）を７８．８４ｋｇ／時の供給流量で塔１に導入する。

塔１の頂部において、液体流（Ｆ_４）を、凝縮後、２８．８０ｋｇ／時の速度で回収し、前記流れは、もはやバニリンを含有しない。

塔１の底部において、液体流（Ｆ_５）を５００ｋｇ／時の速度で取り出し、前記流れは、流れ（Ｆ_５）のｋｇあたり０．９４６１ｋｇのバニリンを含む。

その後、流れ（Ｆ_７）を５０．０ｋｇ／時の供給流量で蒸留塔２に導入する。このバニリン含量は、０．９４６１ｋｇ／ｋｇである。

使用する塔２は、次の特徴および動作条件を有する：

塔２の頂部において、凝縮後に流れ（Ｆ_１０）になるガス流（Ｆ_８）を４９．０ｋｇ／時の速度で回収し、このガス流は、バニリンを０．９６４６ｋｇ／ｋｇの含量で含有する。

塔２の底部において、液体流（Ｆ_１１）を５５１．８ｋｇ／時の速度で取り出し、前記流れは、流れ（Ｆ_１１）のｋｇあたり０．１２６０ｋｇのバニリンを含む。

流れ（Ｆ_１１）の留分（Ｆ_１３）を流下液膜式蒸発器３に供給し、もう一方の留分（Ｆ_１２）を横方向に蒸留塔２に再導入する。

蒸発器３の特徴および動作条件を表（ＩＶ）に順序正しくまとめる：

この実施例では、図２に図解するような液膜ワイプ式蒸発器９を使用する。

塔１に供給する流れ（Ｆ_１）は、０．６０００ｋｇ／ｋｇのバニリン含量、０．０２１５ｋｇ／ｋｇの軽質不純物含量および０．０１２７ｋｇ／ｋｇの重質不純物含量を有する。

流れ（Ｆ_１）を７８．８４ｋｇ／時の供給流量で塔１に導入する。

塔１の頂部において、液体流（Ｆ_４）を、凝縮後、２８．８０ｋｇ／時の速度で回収し、前記流れは、もはやバニリンを含有しない。

塔１の底部において、液体流（Ｆ_５）を５５０ｋｇ／時の速度で取り出し、前記流れは、流れ（Ｆ_５）のｋｇあたり０．９４６１ｋｇのバニリンを含む。

その後、流れ（Ｆ_７）を５０．０ｋｇ／時の供給流量で蒸留塔２に導入する。このバニリン含量は、０．９４６１ｋｇ／ｋｇである。

使用する塔２は、次の特徴および動作条件を有する：

塔２の頂部において、凝縮後に流れ（Ｆ_１０）になるガス流（Ｆ_８）を４８．８ｋｇ／時の速度で回収し、このガス流は、バニリンを０．９６４６ｋｇ／ｋｇの含量で含有する。

塔２の底部において、液体流（Ｆ_１１）を６０４．９ｋｇ／時の速度で取り出し、前記流れは、流れ（Ｆ_１１）のｋｇあたり０．５３１ｋｇのバニリンを含む。

流れ（Ｆ_１１）の留分（Ｆ_１３）を液膜ワイプ式蒸発器９に供給し、もう一方の留分（Ｆ_１２）を横方向に蒸留塔２に再導入する。

蒸発器９の特徴および動作条件を表（ＶＩ）に順序正しくまとめる：

この実施例では、図３に図解するような（内部凝縮器を有する）ショートパス蒸発器１２を使用する。

塔１に供給する流れ（Ｆ_１）は、０．６０００ｋｇ／ｋｇのバニリン含量、０．０２１５ｋｇ／ｋｇの軽質不純物含量および０．０１２７ｋｇ／ｋｇの重質不純物含量を有する。

流れ（Ｆ_１）を７８．８４ｋｇ／時の供給流量で塔１に導入する。

塔１の頂部において、液体流（Ｆ_４）を、凝縮後、２８．８０ｋｇ／時の速度で回収し、前記流れは、もはやバニリンを含有しない。

塔１の底部において、液体流（Ｆ_５）を５５０ｋｇ／時の速度で取り出し、流れは、流れ（Ｆ_５）のｋｇあたり０．９４６１ｋｇのバニリンを含む。

その後、流れ（Ｆ_７）を５０．００ｋｇ／時の供給流量で蒸留塔２に導入する。このバニリン含量は、０．９４６ｋｇ／ｋｇである。

使用する塔２は、次の特徴および動作条件を有する：

塔２の頂部において、凝縮後に流れ（Ｆ_１０）になるガス流（Ｆ_８）を４８．９９ｋｇ／時の速度で回収し、このガス流は、バニリンを０．９６４８ｋｇ／ｋｇの含量で含有する。

塔２の底部において、液体流（Ｆ_１１）を５０３．３ｋｇ／時の速度で取り出し、前記流れは、流れ（Ｆ_１１）のｋｇあたり０．１８９８ｋｇのバニリンを含む。

流れ（Ｆ_１１）の留分（Ｆ_１３）を、内部凝縮器を有するショートパス蒸発器１２に供給し、もう一方の留分（Ｆ_１２）を横方向に蒸留塔２に再導入する。

蒸発器１２の特徴および動作条件を表（ＶＩＩＩ）に順序正しくまとめる：

この実施例では、図４に図解するような横型液膜ワイプ式蒸発器１６（セルフクリーニング固定翼を有するローター）を使用する。

塔１に供給する流れ（Ｆ_１）は、０．６０００ｋｇ／ｋｇのバニリン含量、０．０２１５ｋｇ／ｋｇの軽質不純物含量および０．０１２７ｋｇ／ｋｇの重質不純物含量を有する。

流れ（Ｆ_１）を７８．８４ｋｇ／時の供給流量で塔１に導入する。

塔１の頂部において、液体流（Ｆ_４）を、凝縮後、２８．８０ｋｇ／時の速度で回収し、前記流れは、もはやバニリンを含有しない。

塔１の底部において、液体流（Ｆ_５）を５００ｋｇ／時の速度で取り出し、流れは、流れ（Ｆ_５）のｋｇあたり０．９４６１ｋｇのバニリンを含む。

その後、流れ（Ｆ_７）を５０．００ｋｇ／時の供給流量で蒸留塔２に導入する。このバニリン含量は、０．９４６１ｋｇ／ｋｇである。

使用する塔２は、次の特徴および動作条件を有する：

塔２の頂部において、凝縮後に流れ（Ｆ_１０）になるガス流（Ｆ_８）を４９．０ｋｇ／時の速度で回収し、このガス流は、バニリンを０．９６５４ｋｇ／ｋｇの含量で含有する。

塔２の底部において、液体流（Ｆ_１１）を４０４．９ｋｇ／時の速度で取り出し、流れは、流れ（Ｆ_１１）のｋｇあたり０．５３１ｋｇのバニリンを含む。

流れ（Ｆ_１１）の留分（Ｆ_１３）を固定翼横型ワイプ式蒸発器１６に供給し、もう一方の留分（Ｆ_１２）を横方向に蒸留塔２に再導入する。

蒸発器１６の特徴および動作条件を表（Ｘ）に順序正しくまとめる：

Claims (24)

1. 芳香族アルデヒドと軽質および重質不純物とタールとを含む混合物から芳香族アルデヒドを分離および回収する方法であって、
   前記芳香族アルデヒドを含む混合物が、ホルミル基の導入後に行われる、有機溶剤を使用する抽出によって得られ、
   抽出に使用した有機溶剤からの芳香族アルデヒドの分離が、
   蒸留底部において、様々な軽質不純物と重質化合物とを伴う芳香族アルデヒドを含む液相、
   蒸留頂部において、抽出溶剤とこの溶剤の再循環を可能にする低濃度の芳香族アルデヒドとを含む気相、
   を得るように計画された蒸留によって行われ、
   前記蒸留操作からの混合物を含む液体流が蒸発器に導入され、前記混合物が、一方、芳香族アルデヒドと軽質不純物と選択された蒸発温度および圧力で気化させることができる重質不純物とを含むガス流と、他方、タールを本質的に含む液体流とが分離されるように、気化されること、ならびにこの分離されたガス流から芳香族アルデヒドが回収され、
   芳香族アルデヒドが、下記式に対応することを特徴とする方法：
   

   

   （前記式中：
   Ｒは、水素原子またはアルキル基を表し、
   Ｒ _１ 基は、同一または異なることがあり、水素原子、ヒドロキシル基、またはアルキルもしくはアルコキシ基を表し、
   ｎは、０から４の数である）。
2. 混合物が、５５重量％から９４重量％の芳香族アルデヒドと、６重量％から４５重量％の軽質および重質不純物と、タールとを含むことを特徴とする、請求項１に記載の方法。
3. 得られた芳香族アルデヒドを本質的に含む分離されたガス流が、ガス状態でまたは凝縮後に、この分離段階の上流の段階に再循環されることを特徴とする、請求項１および２のいずれかに記載の方法。
4. タールを含む分離された液体流が、蒸発器の投入口に再循環されることを特徴とする、請求項１に記載の方法。
5. 蒸留底部において得られる液体流が、これが蒸発器に導入される前に濃縮されることを特徴とする、請求項１に記載の方法。
6. 液体流が、
   蒸留底部において、重質化合物を伴う芳香族アルデヒド、
   蒸留頂部において、芳香族アルデヒド、軽質不純物および重質不純物を１００ｐｐｍ未満の含量で本質的に含む気相
   を得るように計画された蒸留によって濃縮されることを特徴とする、請求項５に記載の方法。
7. 得られた芳香族アルデヒドを本質的に含む分離されたガス流が、ガス状態でまたは凝集後に、蒸留による濃縮段階に再循環されることを特徴とする、請求項３、５および６のうちの一項に記載の方法。
8. 芳香族アルデヒドが、芳香族アルデヒドと軽質および重質不純物とタールとを含む混合物から、流下液膜式蒸発器での気化によって回収されることを特徴とする、請求項１および２のいずれかに記載の方法。
9. ガス流と供給流との重量比によって表される気化率が、５％と７５％の間であることを特徴とする、請求項８に記載の方法。
10. タールを含む分離された液体流が、５０％から７５％の再循環率で再循環されることを特徴とする、請求項８に記載の方法。
11. 芳香族アルデヒドが、芳香族アルデヒドと軽質および重質不純物とタールとを含む混合物から、液膜ワイプ式蒸発器（ｗｉｐｅｄ−ｆｉｌｍ ｅｖａｐｏｒａｔｏｒ）での蒸発によって回収されることを特徴とする、請求項１および２のいずれかに記載の方法。
12. ガス流と供給流との重量比よって表される気化率が、２０％と９０％の間であることを特徴とする、請求項１１に記載の方法。
13. タールを含む分離された液体流が、０％から５０％の再循環率で再循環されることを特徴とする、請求項１１に記載の方法。
14. 芳香族アルデヒドが、芳香族アルデヒドと軽質および重質不純物とタールとを含む混合物から、内部凝集器を有するショートパス蒸発器における気化によって回収されることを特徴とする、請求項１および２のいずれかに記載の方法。
15. ガス流と供給流との重量比よって表される気化率が、１０％と９５％の間であることを特徴とする、請求項１４に記載の方法。
16. タールを含む分離された液体流が、０％から５０％の再循環率で再循環されることを特徴とする、請求項１４に記載の方法。
17. 芳香族アルデヒドが、芳香族アルデヒドと軽質および重質不純物とタールとを含む混合物から、横型ワイプ式蒸発器（ｈｏｒｉｚｏｎｔａｌ ｗｉｐｅｄ ｅｖａｐｏｒａｔｏｒ）における気化によって回収されることを特徴とする、請求項１および２のいずれかに記載の方法。
18. ガス流と供給流との重量比よって表される気化率が、１０％と９０％の間であることを特徴とする、請求項１７に記載の方法。
19. タールを含む分離された液体流が、０％から５０％の再循環率で再循環されることを特徴とする、請求項１７に記載の方法。
20. 。
    不活性ガス雰囲気下で行われることを特徴とする、請求項１から１９のうちの一項に記載の方法。
21. 芳香族アルデヒドが、下記アルデヒドのうちの１つであることを特徴とする、請求項１に記載の方法：
    バニリン、
    エチルバニリン（３−エトキシ−４−ヒドロキシベンズアルデヒド）、
    イソバニリン（４−メトキシ−３−ヒドロキシベンズアルデヒド）、
    ｏ−バニリン（３−メトキシ−２−ヒドロキシベンズアルデヒド）、
    プロトカテクアルデヒド、
    シリンガアルデヒド（３，５−ジメトキシ−４−ヒドロキシ−ベンズアルデヒド）、
    ベラトルムアルデヒド（３，４−ジメトキシ−ベンズアルデヒド）、
    ｐ−ヒドロキシベンズアルデヒド。
22. 芳香族アルデヒドが、バニリンおよびエチルバニリンであることを特徴とする、請求項２１に記載の方法。
23. 重質化合物を濃縮するための蒸留塔、
    重質化合物から芳香族アルデヒドを分離するための１つ以上の流下液膜式蒸発器、液膜ワイプ式蒸発器、ショートパス蒸発器または横型液膜ワイプ式蒸発器
    を含むことを特徴とする、請求項１から２２のうちの一項に記載の方法を実行するための１つの設備。
24. 重質化合物を濃縮するための塔の上流に抽出溶剤の蒸留のための塔も含むことを特徴とする、請求項２３に記載の１つの設備。

Images