在由属于周期表第8族～第10族的过渡金属和有机磷配位体构成的 催化剂的存在下，使烯烃性化合物与氢和一氧化碳反应来制造醛类物质 的方法是人们所熟知的加氢甲醛基化反应。通常，所得到的醛类物质之 中，直链性较高的醛是有用的，为了提高其直链选择性，开发了各种有 机磷配位体。
如此得到的直链性高的醛通常通过利用氢化反应制成醇或者通过缩 合反应转换为分子量大的醛，然后进行氢化反应而转换为分子量更大的 醇，从而将这样的醇用作增塑剂的原料、粘结剂的原料或涂料的原料等。
对于不需要缩合工序的醇的制造来说，如果能够从烯烃性化合物以 一步反应工序直接得到醇，则不再另外需要氢化反应工序或氢化反应用 催化剂，能够提供经济上有利的工艺。
作为这种从烯烃性化合物以一步反应工序得到醇的催化剂体系，以 往已知有带有三烷基膦作为配位体的钴系催化剂。另一方面，使用钴系 催化剂的情况下，通常需要苛刻的反应条件，例如反应温度为160℃～ 200℃、反应压力为5MPa～30MPa，所以，近年来在更温和的条件进行 反应的铑催化剂受到了瞩目。
作为利用由铑-有机磷系化合物构成的催化剂体系以一步反应制造 醇类物质的例子，已知有在醇溶剂中，在由铑和三烷基膦构成的催化剂 的存在下，使烯烃性化合物与氢和一氧化碳反应的方法(参见非专利文献 1、非专利文献2、专利文献1)。
专利文献1：欧州专利第0420510号公报
非专利文献1：J.Chem.Soc.，Chem.Commun.，1990年，第165页
非专利文献2：J.Chem.Soc.，Dalton Trans.，1996年，第1161页
但是，使用现有的由铑-有机磷系化合物构成的催化剂进行反应的情 况下，作为目标的直链型醇的选择性低，在强行完成了反应的状态下， 直链型醇与副产物支链型醇的生成比为2.5左右(直链性＝71％)，这是一个 较低的值。所以存在的问题是剩余29％的副产物是支链型醇，该支链型 醇作为产品的价值非常低。
特别是以丙烯为原料制造的正丁醇的需求量大，因此，对低成本、 高效率地制造正丁醇的技术有很强的需求。该正丁醇制造时产生的副产 物异丁醇的市场价格非常低。但是，另一方面，以现有的氧化法生成的 异丁醛的需求量大，且市场价格也高。
如此只要使用铑-三烷基膦催化剂，就能够以一步反应工序从原料烯 烃性化合物制造醇，但是作为目标的直链型醇的选择性低，副产物几乎 是支链型醇依然作为一个大问题而存在。
即，以丙烯作为原料制造正丁醇的情况下，副产物异丁醇的价值极 低。因此，如果提出一种反应工序同样是一步，但生成的副产物更有价 值的新的制造方法，则这种方法将是一个经济上有利且有效的方法，并 且可以说这种方法的重要性非常高。
特别是与异丁醇相比，作为异丁醇的类似化合物的异丁醛是价值非 常高的产品。为了由异丁醇得到异丁醛，需要脱氢反应工序，因此，额 外增加了这部分制造成本。
另一方面，存在通过加氢甲醛基化法由丙烯制造丁醛的现有方法， 虽然该方法是通过一步得到异丁醛的，但是，为了得到正丁醇，需要将 丙烯的加氢甲醛基化中生成的正丁醛和异丁醛分离，并仅对正丁醛进行 氢化，因此如上所述，该方法的制造成本高。
本发明是鉴于上述的课题而作出的。

即，本发明的目的是提供一种能够联产正丁醇和异丁醛的新颖且简 单的方法，该方法通过在催化剂的存在下使丙烯与氢和一氧化碳反应， 联产正丁醇和异丁醛。
为了解决上述课题，本发明人进行了深入研究，结果发现一种制造 正丁醇和异丁醛的方法，其中，在属于周期表第8族～第10族的金属元 素的化合物和有机磷化合物的存在下，在质子溶剂中使丙烯与氢和一氧 化碳反应，以均为10％以上的收率制造正丁醇和异丁醛，并且基于所述 发现，完成了本发明。即，本发明的要点在于下述(1)～(11)。
(1)一种正丁醇和异丁醛的联产方法，其特征在于，在含有属于周期 表第8族～第10族的金属元素的化合物的催化剂的存在下，在质子溶剂 中使丙烯与氢和一氧化碳反应，以均为10％以上的收率生成正丁醇和异 丁醛。
(2)一种正丁醇和异丁醛的联产方法，其中，当在含有属于周期表第 8族～第10族的金属元素的化合物的催化剂的存在下，在质子溶剂中使 丙烯与氢和一氧化碳反应，联产正丁醇和异丁醛时，向反应体系供给丙 烯的速度FPPY(mol/hr)和异丁醛的生成速度FIBD(mol/hr)满足下式(I)。
1.1≦FPPY/FIBD≦10.0···(I)
(3)如(1)或(2)所述的联产方法，其中，向反应体系供给丙烯的速度 FPPY(mol/hr)和正丁醇的生成速度FNBA(mol/hr)满足下式(II)。
1.1≦FPPY/FNBA≦10.0···(II)
(4)如(1)～(3)任一项所述的联产方法，其特征在于，异丁醛的生成速 度FIBD(mol/hr)、异丁醇的生成速度FIBA(mol/hr)、正丁醛的生成速度 FNBD(mol/hr)以及正丁醇的生成速度FNBA(mol/hr)满足下式(III)～(V)。
FNBA/FNBD≧0.5···(III)
FNBA/FIBA≧0.5···(IV)
FIBD/FIBA≧0.5···(V)
(5)如(1)～(4)任一项所述的正丁醇和异丁醛的联产方法，其特征在 于，所述方法具有下述工序：
(A工序)：在反应器中，在含有属于周期表第8族～第10族的金属 元素的化合物的上述催化剂的存在下，在质子溶剂中使丙烯与氢和一氧 化碳反应，得到含有属于第8族～第10族的金属元素的上述化合物、有 机磷化合物、质子溶剂、正丁醇、异丁醇、正丁醛、异丁醛和低沸点化 合物的反应生成物流的工序；
(B工序)：使上述A工序中得到的上述反应生成物流流入第1蒸馏 塔，由该第1蒸馏塔的塔顶抽出含有正丁醛、异丁醛和低沸点化合物的 塔顶馏出液，将含有正丁醇和异丁醇的液体作为侧流液(side stream liquid) 抽出，将含有属于第8族～第10族的金属元素的化合物和有机磷化合物 的塔底液循环到上述反应器的工序；
(C工序)：使上述B工序中得到的上述塔顶馏出液流入第2蒸馏塔， 从该第2蒸馏塔的塔顶将低沸点化合物作为馏出液抽出，将异丁醛作为 侧流液抽出，将正丁醛作为塔底液抽出的工序；和
(D工序)：使上述B工序中得到的上述侧流液流入第3蒸馏塔，从 该第3蒸馏塔的塔顶将异丁醇作为馏出液抽出，将正丁醇作为塔底液抽 出的工序。
(6)如(5)所述的正丁醇和异丁醛的联产方法，其特征在于，将上述C 工序中得到的塔底液循环到上述反应器。
(7)如(5)所述的正丁醇和异丁醛的联产方法，其特征在于，所述方法 具有下述工序：
(A工序)：在反应器中，在含有属于周期表第8族～第10族的金属 元素的化合物的上述催化剂的存在下，在质子溶剂中使丙烯与氢和一氧 化碳反应，得到含有属于第8族～第10族的金属元素的上述化合物、有 机磷化合物、质子溶剂、正丁醇、异丁醇、正丁醛、异丁醛和低沸点化 合物的反应生成物流的工序；
(B′工序)：使上述A工序中得到的上述反应生成物流流入第1蒸馏塔， 从该第1蒸馏塔的塔顶抽出含有异丁醇、正丁醛、异丁醛以及低沸点化 合物的塔顶馏出液，将正丁醇作为侧流液抽出，使含有属于第8族～第 10族的金属的化合物和有机磷化合物的塔底液循环到上述反应器的工 序；和
(C′工序)：使上述B′工序中得到的上述塔顶馏出液流入第2蒸馏塔， 从该第2蒸馏塔的塔顶将低沸点化合物作为馏出液抽出，将异丁醛作为 侧流抽出，将异丁醇和正丁醛作为塔底液抽出的工序。
(8)如(7)所述的联产方法，其特征在于，使上述C′工序中得到的塔底 液循环到上述反应器。
(9)如(1)～(8)任一项所述的联产方法，其特征在于，属于周期表第8 族～第10族的上述金属元素是铑。
(10)如(1)～(9)任一项所述的联产方法，其特征在于，含有属于周期 表第8族～第10族的金属元素的化合物的上述催化剂含有有机磷化合物 作为配位体。
(11)如(10)所述的联产方法，其特征在于，上述有机磷化合物是烷基 膦。
根据本发明，能够同时以10％以上的收率制造正丁醇和异丁醛。
附图说明
[图1]图1是说明本实施方式中的反应流程的图。
[图2]图2是说明图1的反应流程中的优选的方式的图。
[图3]图3是说明本实施方式中的第2反应流程的图。
[图4]图4是说明图3的反应流程中的优选的方式的图。
符号说明
1、3、4、6、7、8、9、11、12、13、15、16、17、19、20...管线、
2...反应器、
5...分离机(第1蒸馏塔)、
10...分离机(第2蒸馏塔)、
14、18...分离机(第3蒸馏塔)

下面对本具体实施方式(以下称发明的实施方式)进行详细说明。需要 说明的是，本发明并不限于下述的实施方式，可在其要点的范围内进行 各种变化来实施。
本实施方式中的正丁醇和异丁醛的联产方法的特征如下：
在属于周期表第8族～第10族的金属元素的化合物(以下有时简记 为“金属化合物”或“第8族～第10族金属化合物”)和有机磷化合物的存在 下，于质子溶剂中使丙烯与氢和一氧化碳反应，向反应体系供给丙烯的 速度FPPY(mol/hr)和异丁醛的生成速度FIBD(mol/hr)满足下述式(I)。
1.1≦FPPY/FIBD≦10.0····(I)
本实施方式中，“属于周期表第8族～第10族的金属元素的化合物 和有机磷化合物”是本实施方式所使用的催化剂。
首先对应用本实施方式的正丁醇和异丁醛的联产方法所使用的催化 剂进行说明。
本实施方式使用的金属化合物可以举出选自属于周期表第8族～第 10族(根据IUPAC无机化学命名法修订版(1998))的金属元素组成的组中 的过渡金属的化合物。作为这样的金属化合物，可以使用含有一种以上 过渡金属的化合物。
作为这样的金属化合物的具体例，可以举出例如铁化合物、钌化合 物、锇化合物、钴化合物、铑化合物、铱化合物、镍化合物、钯化合物 和铂化合物等。这些化合物之中，优选钌化合物、铑化合物、铱化合物、 镍化合物、钯化合物和铂化合物，特别优选铑化合物。
这些金属化合物的种类是任意的，作为具体例，可以举出上述过渡 金属的醋酸盐、乙酰丙酮化物、卤化物、硫酸盐、硝酸盐、有机盐、无 机盐、烯烃配位化合物、胺配位化合物、吡啶配位化合物、一氧化碳配 位化合物、膦配位化合物和亚磷酸酯配位化合物等。
下面列出金属化合物的具体例。作为铁化合物，可以举出Fe(OAc)2、 Fe(acac)3、FeCl2、Fe(NO3)3等。作为钌化合物，可以举出RuCl3、Ru(OAc)3、 Ru(acac)3、RuCl2(PPh3)3等。作为锇化合物，可以举出OsCl3、Os(OAc)3 等。
作为钴化合物，可以举出Co(OAc)2、Co(acac)2、CoBr2、Co(NO3)2 等。作为铑化合物，可以举出RhCl3、RhI3、Rh(NO3)3、Rh(OAc)3、 RhCl(CO)(PPh3)2、RhH(CO)(PPh3)3、RhCl(PPh3)3、Rh(acac)3、 Rh(acac)(CO)2、Rh(acac)(cod)、[Rh(OAc)2]2、[Rh(OAc)(cod)]2、[RhCl(CO)]2、 [RhCl(cod)]2、Rh4(CO)12等。
作为铱化合物，可以举出IrCl3、Ir(OAc)3、[IrCl(cod)]2。作为镍化合 物，可以举出NiCl2、NiBr2、Ni(NO3)2、NiSO4、Ni(cod)2、NiCl2(PPh3)3 等。作为钯化合物，可以举出PdCl2、PdCl2(cod)、PdCl2(PPh3)2、Pd(PPh3)4、 Pd2(dba)3、K2PdCl4、PdCl2(CH3CN)2、Pd(NO3)2、Pd(OAc)2、PdSO4、Pd(acac)2 等。
作为铂化合物，可以举出Pt(acac)2、PtCl2(cod)、PtCl2(CH3CN)2、 PtCl2(PhCN)2、Pt(PPh3)4、K2PtCl4、Na2PtCl6、H2PtCl6。
需要说明的是，上述的例子中，cod是1，5-环辛二烯，dba是二亚苄 基丙酮，acac是乙酰丙酮基，Ac是乙酰基，Ph基是苯基。
对于金属化合物的种类没有特别限制，只要是活性的金属络合物类 物质，就可以使用单体、二聚物和/或多聚物中的任何形式。
对于金属化合物的用量没有特别限制，从催化剂活性和经济性的角 度出发，通常反应介质中的金属化合物浓度通常为0.1ppm以上、优选为 1ppm以上、更优选为10ppm以上，且通常为10,000ppm以下、优选为 1,000ppm以下、更优选为500ppm以下。
接着对有机磷化合物进行说明。
本实施方式中使用的有机磷化合物可以举出具有作为单齿配位体或 多齿配位体的能力的膦或亚磷酸酯等。
本实施方式中使用的具有作为单齿配位体的能力的有机膦化合物 (以下有时简记为“单齿膦”)如下述通式所示。特别是还为了充分发挥催化 剂活性，该有机膦化合物优选为在反应条件下是溶解状态的有机膦化合 物，其分子量通常为1,500以下、优选为1,000以下、更优选为800以下。

(上述式(1)中，R、R’、R”各自独立地表示带有取代基亦可的碳 原子数1～碳原子数30的烷基、芳基。作为取代基，只要对反应体系没 有不良影响，就没有特别限制，可以是选自卤原子、羟基、甲酰基、链 状或环状的烷基；芳基、烷氧基、芳基烷氧基、芳氧基、烷基芳氧基、 烷硫基、芳硫基、氨基、酰胺基、酰基或酰氧基之中的取代基。)
作为有机膦化合物的具体例，可以举出三苯基膦、三邻甲苯基膦、 1-萘基二苯基膦、4-甲氧基苯基二苯基膦、三(2，4，6-三甲氧基苯基)膦、三 (3，5-二苯基苯基)膦、4-二甲氨基苯基二-2-萘基膦等三芳基型单齿膦；二 苯基正丙基膦、正十八烷基二苯基膦、二(3-叔丁基-2-萘基)甲基膦、异丙 基-2-萘基-对甲苯基膦、2-乙基己基二(4-氟苯基)膦等二芳基单烷基型单齿 膦；二甲基苯基膦、二乙基-4-甲氧基苯基膦、二正辛基苯基膦、叔丁基 正辛基-3，5-二甲基苯基膦、二异丙基-2-萘基膦、异丁基正戊基-4-乙酰基 苯基膦等单芳基二烷基型单齿膦；三甲基膦、三乙基膦、三正丙基膦、 三正丁基膦、三正辛基膦、三正十八烷基膦、正十八烷基二甲基膦、二 乙基正辛基膦、乙基甲基-正丙基膦、三(2-乙氧基乙基)膦、异丁基新戊基 正己基膦、三(2-乙基己基)膦、三苄基膦、三新戊基膦、三异丙基膦、三 叔丁基膦、三(2-丁基)膦、二正己基-1，1-二甲基丙基膦、3-苯基丙基二叔 丁基膦、2-丁基-正丙基-3，3-二甲氧基丙基膦等三烷基型单齿膦。
这些有机膦化合物之中，优选取代基R、R’、R”中至少一个取代基 是烷基这样的二芳基单烷基型单齿膦、单芳基二烷基型单齿膦、或者三 烷基型单齿膦。更优选取代基R、R’、R”全部是烷基的三烷基型单齿膦。
三烷基型单齿膦中，更优选取代基R、R’、R”全部是伯烷基(即烷基 中键合于P原子的碳原子是CH2基)这样的三(伯烷基)型单齿膦。特别是 最优选取代基R、R’、R”全部是无取代的直链型的烷基。
上述的具体例中，作为最优选的单齿膦，可以举出三甲基膦、三乙 基膦、三正丙基膦、三正丁基膦、三正辛基膦、三正十八烷基膦、正十 八烷基二甲基膦、二乙基正辛基膦、乙基甲基正丙基膦。
此外，作为膦化合物，还可以使用具有作为二齿配位体或多齿配位 体的能力的膦。
此外，作为具有作为单齿配位体的能力的亚磷酸酯的例子，可以举 出下述的式(2)～式(5)表示的亚磷酸酯化合物。

(式(2)中，R1～R3各自独立地表示带取代基亦可的1价的烃基。)
式(2)中，作为带取代基亦可的1价的烃基，可以举出烷基、芳基、 环烷基等。
作为式(2)表示的化合物的具体例，可以举出例如亚磷酸三甲酯、亚 磷酸三乙酯、亚磷酸正丁基二乙酯、亚磷酸三正丁酯、亚磷酸三正丙酯、 亚磷酸三环己酯、亚磷酸三正辛酯、亚磷酸三正十二烷酯等亚磷酸三烷 基酯；亚磷酸三苯酯、亚磷酸三萘酯等亚磷酸三芳基酯；亚磷酸二甲基 苯基酯、亚磷酸二乙基苯基酯、亚磷酸乙基二苯基酯等烷基芳基亚磷酸 酯等。
这些亚磷酸酯的芳基上可以存在取代基。另外，还可使用例如日本 特开平6-122642号公报记载的双(3，6，8-三叔丁基-2-萘基)苯基亚磷酸酯、 双(3，6，8-三叔丁基-2-萘基)(4-联苯)亚磷酸酯等。这些之中，最优选的是亚 磷酸三苯酯。

(式(3)中，R4表示带取代基亦可的2价的烃基，R5表示带取代基亦 可的1价的烃基。)
式(3)中，作为R4表示的带取代基亦可的2价的烃基，可以举出碳链 的中间含有或不含氧、氮、硫原子等的亚烷基；碳链的中间含有或不含 氧、氮、硫原子等的环亚烷基；亚苯基、亚萘基等2价的芳香族基；2价 的芳香环直接键合或中间通过亚烷基、氧、氮、硫等原子键合而成的2 价的芳香族基；2价的芳香族基与亚烷基直接键合或中间通过氧、氮、硫 等原子键合而成的基团等。
作为R5表示的带取代基亦可的1价的烃基，可以举出烷基、芳基、 环烷基等。
作为式(3)表示的化合物的具体例，可以举出例如亚乙基(2，4，6-三叔 丁基苯基)亚磷酸酯、1，2-亚丁基(2，6-二叔丁基苯基)亚磷酸酯等美国专利 第3415906号公报记载的化合物等。

(式(4)中，R10与式(3)中的R5的意义相同，Ar1和Ar2各自独立地表 示带取代基亦可的亚芳香基，x和y各自独立地表示0或1，Q是选自由 -CR11R12-、-O-、-S-、-NR13-、-SiR14R15-和-CO-组成的组中的桥联基团， R11和R12各自独立地表示氢原子、碳原子数1～碳原子数12的烷基、苯 基、甲苯基或甲氧苯基，R13、R14和R15各自独立地表示氢原子或甲基， n表示0或1。)
作为式(4)表示的化合物的具体例，可以举出例如1，1′-联苯基-2，2′-二 基-(2，6-二叔丁基-4-甲基苯基)亚磷酸酯等美国专利第4599206号公报记 载的化合物、3，3′-二叔丁基-5，5′-二甲氧基-1，1′-联苯-2，2′-二基-(2-叔丁基-4- 甲氧基苯基)亚磷酸酯等美国专利第4717775号公报记载的化合物等。

(式(5)中，R6表示环状或非环状的带取代基亦可的3价的烃基。)
作为式(5)表示的化合物的具体例，可以举出例如4-乙基-2，6，7-三氧 杂-1-磷杂双环-[2，2，2]-辛烷等美国专利第4567306号公报记载的化合物 等。
此外，作为多齿亚磷酸酯的例子，可以举出式(6)～式(11)表示的亚 磷酸酯化合物。

(式(6)中，R7与式(3)中的R4的意义相同，R8和R9各自独立地表示 带取代基亦可的烃基，a和b分别表示0～6的整数，a和b之和为2～6， X表示(a+b)价的烃基。)
作为式(6)表示的化合物之中优选的例子，可以举出日本特开平 2-231497号公报记载的化合物等，例如6，6’-[[3，3’，5，5’-四(1，1’-二甲基乙 基)-[1，1’-联苯基]-2，2’-二基]双(氧基)]双苯并[d，f][1，3，2]二氧磷杂七环 (6，6’-[[3，3’，5，5’-tetrakis(1，1’-dimethylethyl)-[1，1’-biphenyl]-2，2’-diyl]-bis(ox y)]bis-benzo[d，f][1，3，2]dioxaphosphepin)等。

(式(7)中，X表示选自亚烷基、亚芳香基和-Ar1-(CH2)x-Qn-(CH2)y-Ar2- 组成的组中的2价的基团，R16和R17各自独立地表示带取代基亦可的烃 基。Ar1、Ar2、Q、x、y、n与式(4)中的意义相同。)
作为式(7)表示的化合物的具体例，可以举出例如日本特开昭 62-116535号公报和日本特开昭62-116587号公报记载的化合物等。

(式(8)中，X、Ar1、Ar2、Q、x、y、n与式(7)中的意义相同，R18与 式(3)中的R4的意义相同。)

(式(9)中，R19和R20各自独立地表示芳香族烃基，并且其中至少一个 芳香族烃基在与键合于氧原子的碳原子邻接的碳原子上带有烃基，m表 示2～4的整数，各-O-P(OR19)(OR20)基可以互不相同，X表示带取代基亦 可的m价的烃基。)
(式(9)表示的化合物中，优选例如日本特开平5-178779号公报记载 的化合物、2，2′-双(二-1-萘基亚磷酸酯)-3，3′，5，5′-四叔丁基-6，6′-二甲基-1，1′- 联苯等日本特开平10-45776号公报记载的化合物等。)

(式(10)中，R21～R24表示带取代基亦可的烃基，R21～R24可以是相互 独立的，R21与R22、R23与R24也可相互键合而形成环，W表示带有取代 基亦可的2价的芳香族烃基，L表示带有取代基亦可的饱和或不饱和的2 价的脂肪族烃基。)
作为式(10)表示的化合物，使用例如日本特开平8-259578号公报记 载的化合物。

(式(11)中，R25～R28表示带取代基亦可的1价的烃基，R25与R26、 R27与R28可以相互键合而形成环，W和B各自独立地表示带有取代基亦 可的2价的芳香族烃基，n表示整数0或1。)
另外，还可以组合使用两种以上的这些有机磷化合物。
通过使用上述说明的第8族～第10族的金属化合物和有机磷系化合 物，形成了用于应用本实施方式的正丁醇和异丁醛的联产方法的催化剂 体系。
对于用于所述催化剂体系的有机磷化合物的量没有特别限制，可以 根据反应结果、催化剂活性和催化剂稳定性等进行任意地进行设定，以 得到理想的结果。相对于每1摩尔金属化合物，有机磷化合物通常为0.1 摩尔以上、优选为1摩尔以上，更优选为2摩尔以上，且通常为1,000摩 尔以下，优选500摩尔以下，更优选为100摩尔以下。
接着对催化剂的制备方法进行说明。
本实施方式使用的催化剂可以在另外设置的催化剂制备区预先制备 后将该催化剂加到反应区，也可以分别添加到反应区，在反应区内进行 催化剂的制备。
作为催化剂的制备方法的优选实施方式，可以举出正丁醇和异丁醛 的联产反应后，将生成物体系和催化剂体系分离，将该催化剂再次循环 到反应区的方法，这种情况下，优选根据催化剂的劣化、消失程度，适 当追加金属化合物、有机磷化合物以进行补充。
具体的催化剂的制备方法中，可以将各金属化合物、各有机磷化合 物直接混合，进行催化剂的制备，也可预先将各成分用有机溶剂等溶解 后混合。这些制备方法中，为了在反应区迅速使催化反应开始，优选将 催化剂以溶解的状态导入反应区。另外，有时，制备催化剂后将其导入 反应区前，预先对催化剂进行加热处理或进行向催化剂活性种转换所必 须的气体处理，例如进行与氢、一氧化碳等气体的加压接触后，将催化 剂导入反应区。
在质子性溶剂中实施应用本实施方式的正丁醇和异丁醛的联产。此 处，质子性溶剂是指解离后能够容易地释放出质子(H+)的溶剂。
作为质子性溶剂的具体例，可以举出甲醇、乙醇、正丙醇、异丙醇、 正丁醇、异丁醇、叔丁醇、正戊醇、新戊醇、正己醇、2-乙基己醇、正辛 醇、正壬醇、正癸醇等醇；苯酚、2-甲基苯酚、3-甲基苯酚、4-甲基苯酚、 4-叔丁基苯酚、2，4-二叔丁基苯酚、4-氟苯酚、4-三氟甲基苯酚、2-硝基 苯酚等苯酚；醋酸、丙酸、丁酸、戊酸、己酸、辛酸、癸酸、月桂酸、 环己烷羧酸等羧酸；甲酰胺、乙酰胺、N-甲基乙酰胺、丙酰胺等在氮原 子上具有至少一个氢原子的酰胺；甲硫醇、乙硫醇、正丙硫醇、异丙硫 醇等硫醇；苯硫酚(苯硫醇、对甲苯硫醇等)丙二酸二乙酯、乙酰乙酸乙酯、 硝基乙烷、丙二腈等具有活性亚甲基的化合物；水。
这些溶剂之中，醇是特别优选的质子性溶剂。从减少提纯工序的负 荷方面考虑，优选使用以产品形式生产的醇作为质子性溶剂。
相对于反应介质的总重量，本实施方式使用的质子性溶剂的量通常 为5重量％以上，优选为10重量％以上，且通常为95重量％以下，优选 为90重量％以下。溶剂可以由单一的化合物形成，也可以由2种以上的 化合物的混合物形成，溶剂的总重量中，需要含有至少1重量％以上、优 选5重量％以上、进一步优选10重量％以上的质子性溶剂。
在溶剂含有质子性溶剂以外的成分的情况下，对于能够使用的其他 溶剂，只要是溶解催化剂和原料化合物且对催化剂活性没有不良影响的 溶剂，就可使用任意的溶剂，对其种类没有特别限制。
作为其他溶剂，可以举出例如二甘醇二甲醚、二苯基醚、二苄基醚、 二芳基醚、四氢呋喃(THF)、二氧六环等醚；N-甲基-2-吡咯烷酮、二甲基 甲酰胺、二甲基乙酰胺等氮原子上不带有氢原子的酰胺；丙酮、丁酮、 甲基-叔丁基酮、环己酮等酮；乙酸乙酯、乙酸丁酯、γ-丁内酯、酞酸二 正辛酯、对苯二甲酸二-2-乙基己酯等酯；苯、甲苯、二甲苯、十二烷基 苯等芳香族烃；戊烷、己烷、辛烷等脂肪族烃等。
此外，作为原料的烯烃性化合物的多余的量也可以用作其他溶剂， 并且，还可以使用基于本实施方式中的反应体系中生成的醛类、醇类的 缩合二聚物、缩合三聚体、缩醛化反应生成物等高沸点化合物。本发明 中，特别是如果将由作为原料的烯烃性化合物生成的醇直接用作质子性 溶剂，则可以提高经济上有利的工艺。具体地说，优选使用正丁醇、异 丁醇作为质子性溶剂。
接着，对用于应用本实施方式的正丁醇和异丁醛的联产反应的反应 条件进行说明。
由氢分压、一氧化碳分压、原料、生成物、溶剂等的蒸气压的总和 形成的反应压力通常为0.01MPa以上，优选为0.1MPa以上，更优选为 0.5MPa以上，且通常为30MPa以下，优选为20MPa以下，更优选为10MPa 以下。反应压力过低时，存在金属化合物失活而形成金属的可能，并且 据推测，这种情况下，催化剂活性本身得不到充分发挥，醇收率降低。 另外，反应压力过高时，会发现所得到的醇的直链选择性降低的趋势。
此外，特别是氢分压优选为0.005MPa以上，更优选为0.01MPa以 上，且优选为20MPa以下、更优选为10MPa以下。氢分压过低时，存在 反应活性降低的可能，氢分压过高时，可预计伴随原料烯烃性化合物的 氢化反应的进行，原料烯烃性化合物会有浪费。一氧化碳分压优选为 0.005MPa以上，更优选为0.01MPa以上，且优选为15MPa以下，更优 选为8MPa以下。一氧化碳分压过低时，存在反应活性降低、特别是金 属化合物可能会金属化，一氧化碳分压过高时，可预计所得到的醇的直 链选择性降低。
氢与一氧化碳的摩尔比为1:10～10:1，更优选为1:2～8:1，进一步优 选为1:1～5:1。
此外，反应温度通常为25℃以上，优选为50℃以上，更优选为70℃ 以上，且通常为300℃以下，优选为250℃以下，更优选为200℃以下。 反应温度过低时，可预计，不能充分得到本身的反应活性，反应温度过 高时，可预计，所得到的醇的直链选择性降低、配位体因热分解而消失， 等等。
作为本实施方式中的反应方式，能够在搅拌槽型反应槽或者气泡塔 型反应槽中，以连续式、半连续式或者分批式操作中的任意方式容易地 实施。
另外，本实施方式中，优选正丁醇和异丁醛的收率均为10％以上。
另外，本实施方式中，选择反应器规模、催化剂浓度、原料进料量、 反应温度、反应压力等诸反应条件，以使异丁醛的生成速度FIBD(mol/hr)、 异丁醇的生成速度FIBA(mol/hr)、正丁醛的生成速度FNBD(mol/hr)以及正丁 醇的生成速度FNBA(mol/hr)满足下式(III)～(V)。
FNBA/FNBD≧0.5···(III)
FNBA/FIBA≧0.5···(IV)
FIBD/FIBA≧0.5···(V)
此处对生成速度进行说明。
作为本发明的实施方式，从其成本方面的优越性出发，大多情况下， 联产正丁醇和异丁醛的工艺多采用连续反应工艺(continuous reaction process)。这种情况下，以FPPY(mol/hr)的供给速度向反应体系供给原料丙 烯。另一方面，反应体系中，由加氢甲醛基化反应和其后的加氢反应分 别生成了异丁醛、正丁醛、异丁醇、正丁醇，各成分分别以FIBD(mol/hr)、 FNBD(mol/hr)、FIBA(mol/hr)、FNBA(mol/hr)的流量从反应体系流出。通常， 流通体系中的生成速度是根据{从反应体系流出的量(mol/hr)-流入反应体 系的量(mol/hr)}来计算的，但在不供给异丁醛、正丁醛、异丁醇、正丁醇 等目标生成物的情况下，从反应体系流出的各成分的量(即FIBD、FNBD、 FIBA、FNBA(mol/hr))分别是各成分的生成速度。
另一方面，分批反应工艺中，各成分每单位时间的增加量(mol/hr)是 生成速度。
作为控制FNBA/FNBD的值的方法，可以通过对反应器的大小、反应中 使用的催化剂的选定及该催化剂的浓度、原料进料量、反应温度、反应 压力等诸反应条件进行操作来控制FNBA/FNBD的值。另外，当根据联产异 丁醛和正丁醇时的工艺从这些反应条件中选择最佳的条件时，能够使式 (III)的条件满足。作为选择反应条件的指导原则，首先优选采用对醛具有 氢化能力的催化剂体系。另外，即使在采用这种氢化能力稍差的催化剂 体系的情况下，优选延长反应器中的停留时间，并且提高该催化剂的浓 度。另外，优选从由反应器流出的反应生成物中分离正丁醛，并将其再 次循环到反应器中。FNBA/FNBD的值为0.5以上，且优选为0.7以上，进一 步优选为1.0以上。
作为控制FNBA/FIBA的值的方法，可以通过对反应器的大小、反应中 使用的催化剂的选定及该催化剂的浓度、原料进料量、反应温度、反应 压力等诸反应条件进行操作来控制FNBA/FIBA的值。另外，当根据联产异 丁醛和正丁醇时的工艺从这些反应条件中选择最佳的条件时，能够使式 (IV)的条件满足。作为选择反应条件的指导原则，首先优选采用正构化合 物的选择性高于异构化合物的选择性的催化剂体系。另外，异丁醇是由 丙烯经由异丁醛逐次生成的，所以优选缩短反应器中的停留时间，并还 优选降低催化剂浓度。另外，优选从由反应器流出的反应生成物中分离 正丁醛，并将其再次循环到反应器中。FNBA/FIBA的值为0.5以上，且优选 为0.7以上，进一步优选为1.0以上。
作为控制FIBD/FIBA的值的方法，可以通过对反应器的大小、反应中 使用的催化剂的选定及该催化剂的浓度、原料进料量、反应温度以及反 应压力等诸反应条件进行操作来控制FIBD/FIBA的值。另外，当根据联产 异丁醛和正丁醇时的工艺从这些反应条件中选择最佳的条件时，能够使 式(V)的条件满足。作为选择反应条件的指导原则，由于异丁醇是由丙烯 经由异丁醛逐次生成的，所以优选缩短反应器中的停留时间，并优选降 低催化剂浓度。另外，优选从由反应器流出的反应生成物中分离正丁醛， 并将其再次循环到反应器中。FIBD/FIBA的值为0.5以上，且优选为0.7以 上、进一步优选为1.0以上。
如上所述，为了同时满足式(III)～式(V)，优选首先选择适当的催化 剂体系，并且优选对与所选择的催化剂体系调整停留时间和催化剂浓度。 另外，通过调整正丁醛的循环量、原料进料量、反应温度和反应压力也 能同时满足式(III)～式(V)。
下面对本实施方式中的反应流程进行说明。
图1是说明本实施方式中的反应流程的图。图1中示出了反应器2、 分离机(第1蒸馏塔)5、分离机(第2蒸馏塔)10、分离机(第3蒸馏塔)14。
首先，原料丙烯、氢和一氧化碳经管线1供给到反应器2。这些原 料可以一起供给到反应器2，也可分别供给到反应器2。催化剂液可以几 乎全部作为循环催化剂从管线8供给到反应器2，或者也可以根据需要从 管线9进行供给。在催化剂存在下，供给的原料在反应器2内反应，得 到了含有正丁醇和异丁醇的反应液。
接着，含有未反应原料的反应液经由设置在反应器2的侧部的管线 4从反应器2抽出，并被供给到分离机(第1蒸馏塔)5。此时，气体成分 可以使用管线4供给到分离机(第1蒸馏塔)5，也可以使用设置在反应器 2的上部的管线3再次循环到反应器2中，还可以将全部或一部分气体成 分排出到体系外。
此外，反应器2通常采用溢流方式，所以催化剂液也和反应液一起 通过管线4供给到分离机(第1蒸馏塔)5。此外，采用气提方式的情况下， 催化剂残留在反应器2中，催化剂以外的成分从反应器2流出。
优选含有第8族～第10族金属化合物、有机磷化合物、质子性溶剂、 正丁醇、异丁醇、正丁醛、异丁醛和低沸点化合物的反应生成物通过设 置在反应器2的侧部的管线4供给到分离机(第1蒸馏塔)5。
在分离机(第1蒸馏塔)5、分离机(第2蒸馏塔)10、分离机(第3蒸馏 塔)14中，对未反应原料烯烃性化合物、生成物类、催化剂等进行分离。 这些分离操作通常通过简单蒸馏、精馏、薄膜蒸馏、水蒸汽蒸馏等蒸馏 操作进行。
对蒸馏条件没有特别限制，优选考虑生成物的挥发性、热稳定性以 及催化剂成分的挥发性、热稳定性来任意地设定能够得到理想的结果的 蒸馏条件，通常选择50℃～300℃的温度、1MPa～1.00mmHg的压力条 件。
优选在分离机(第1蒸馏塔)5中通过蒸馏分离从设置在分离机(第1 蒸馏塔)5的塔顶的管线6抽出含有正丁醛、异丁醛和低沸点化合物的馏 出液(塔顶馏出液)，由设置在分离机(第1蒸馏塔)5的塔侧的管线7将含 有正丁醇和异丁醇的液体作为侧流液抽出。
另外，由设置在分离机(第1蒸馏塔)5的塔底的管线8将含有第8族～ 第10族金属化合物、有机磷化合物和质子溶剂的塔底液循环到反应器2 中。
接着，使从分离机(第1蒸馏塔)5的塔顶经由管线6抽出的馏出液(塔 顶馏出液)流入分离机(第2蒸馏塔)10。在分离机(第2蒸馏塔)10中，由 分离机(第2蒸馏塔)10的塔顶将低沸点化合物作为馏出液抽出，从分离 机(第2蒸馏塔)10的塔侧经由管线12将异丁醛作为侧流液抽出，从分离 机(第2蒸馏塔)10的塔底经由管线13将正丁醛作为塔底液抽出。
这种情况下，当由分离机(第2蒸馏塔)10的塔顶抽出的低沸点化合 物(馏出液)含有未反应原料时，根据需要可以将该馏出液的全部或一部分 再次循环到反应器2中。
进一步使从分离机(第1蒸馏塔)5的塔侧经由管线7抽出的侧流液流 入分离机(第3蒸馏塔)14。在分离机(第3蒸馏塔)14中，由设置在分离机 (第3蒸馏塔)14的塔顶的管线15将异丁醇作为馏出液抽出，从分离机(第 3蒸馏塔)14的塔底从管线16将正丁醇作为塔底液抽出。
图2是说明图1的反应流程中的优选的方式的图。即，如图2所示， 从分离机(第2蒸馏塔)10的塔底作为塔底液抽出的全部或部分正丁醛可 以经由管线13再次循环到反应器2中。
图3是说明本实施方式中的第2反应流程的图。图3中示出了反应 器2、分离机(第1蒸馏塔)5、分离机(第2蒸馏塔)10。
如图3所示，在反应器2中，得到含有第8族～第10族金属化合物、 有机磷化合物、质子溶剂、正丁醇、异丁醇、正丁醛、异丁醛和低沸点 化合物的反应生成物流。
使所得到的反应生成物流从反应器2通过管线4流入分离机(第1蒸 馏塔)5。接着，从分离机(第1蒸馏塔)5的塔顶，经由管线6抽出含有异 丁醇、正丁醛、异丁醛和低沸点化合物的塔顶馏出液，从分离机(第1蒸 馏塔)5的塔侧从管线7将正丁醇作为侧流液抽出，从分离机(第1蒸馏塔)5 的塔底抽出含有第8族～第10族金属化合物、有机磷化合物和质子溶剂 的塔底液，使该塔底液通过管线8循环到反应器2中。
进一步使由分离机(第1蒸馏塔)5的塔顶抽出的塔顶馏出液经由管线 6流入分离机(第2蒸馏塔)10。接着，由分离机(第2蒸馏塔)10的塔顶由 管线11将低沸点化合物作为馏出物抽出，从分离机(第2蒸馏塔)10的塔 侧由管线12将异丁醛作为侧流抽出，从分离机(第2蒸馏塔)10的塔底由 管线13将异丁醇和正丁醛作为塔底液抽出。
这种情况下，当由分离机(第2蒸馏塔)10的塔顶抽出的低沸点化合 物含有未反应原料时，根据需要可使该低沸点化合物的全部或一部分再 次循环到反应器2中。
图4是说明图3的反应流程中的优选的方式的图。即，如图4所示， 从分离机(第2蒸馏塔)10的塔底作为塔底液由管线13抽出的全部或部分 异丁醇和全部或部分正丁醛送入分离机(第3蒸馏塔)18，并分离正丁醛和 异丁醇。分离得到的正丁醛从分离机(第3蒸馏塔)18的塔顶抽出，可以 使其全部或一部分用管线19再次循环到反应器2中。
通过使用上述的金属化合物、有机磷化合物、质子性溶剂，在上述 那样的反应条件下进行反应，由此以高收率得到正丁醇和异丁醛。如此 得到的反应生成物经如下操作可得到正丁醇和异丁醛各自的产品。
下面通过实施例和比较例更详细地说明本发明，但只要不超出其要 点，本发明并不限定于下述的实施例。
实施例
实施例1
氮气气氛下，在催化剂制备用的玻璃容器中加入 Rh(acac)(CO)2(11.2mg、0.0434mmol)、三辛基膦(64.3mg、0.174mmol、相 对于1摩尔Rh(acac)(CO)2为4摩尔)，加入乙醇(11.4ml、反应介质的总重 量的83.6重量％)和作为气相色谱仪分析用的内标的正庚烷(0.8ml)，使其 溶解，氮气气氛下，将该溶液加入另外准备的内容量50ml的不锈钢高压 釜中。进一步压入丙烯(1.15g、27.33mmol)后，关闭高压釜。将该高压釜 升温到120℃后，压入氢和一氧化碳的混合气体(混合比例：氢/一氧化碳 ＝1/1)以使体系内压力为2.0MPa，开始反应。此外，通过安装在高压釜内 的进料管向反应液中鼓泡的同时导入混合气体。关于反应液的搅拌，在 高压釜内预先放置磁力搅拌机，使用磁力搅拌机进行搅拌。另外，设置 成当反应器内气体被消耗，内压发生降低时从蓄压器通过二次压力调整 器自动供给混合气体，从而使体系内压力始终保持在2.0MPa。监视蓄压 器的内压，持续反应直到蓄压器压力随气体的消耗产生的降低基本上停 止。
反应结束后，将高压釜冷却到室温，取出反应液，用气相色谱仪进 行分析，测定生成物浓度。其结果如下：正丁醇收率为56.5％、异丁醛收 率为16.4％。
其他的物质的收率如下：丙烷0.4％、正丁醛9.7％、异丁醇17.0％， 生成速度之比分别如下：FNBA/FNBD＝5.8、FNBA/FIBA＝3.3、FIBD/FIBA＝1.0。 另外，生成速度与原料丙烯的进料量之比分别如下：FPPY/FIBD＝6.1、 FPPY/FNBA＝1.8。
实施例2
在实施例1中，将三辛基膦的添加量改为160.9mg(0.434mmol、相对 于1摩尔Rh(acac)(CO)2为10摩尔)，除此以外，与实施例1同样地实施 反应、进行分析。此外，乙醇是反应介质的总重量的82.8重量％。
其结果如下：正丁醇收率为57.3％、异丁醛收率为12.8％；生成速度 之比分别如下：FNBA/FNBD＝8.1、FNBA/FIBA＝3.0、FIBD/FIBA＝0.7。另外， 生成速度与原料丙烯向反应器进料量之比分别如下：FPPY/FIBD＝7.8、 FPPY/FNBA＝1.7。
实施例3
在实施例1中，将反应温度改为140℃、反应压力改为5MPa，除此 以外，与实施例1同样地实施反应、进行分析。此外，乙醇是反应介质 的总重量的83.6重量％。其结果如下：正丁醇收率为31.2％、异丁醛收 率为27.3％；生成速度之比分别如下：FNBA/FNBD＝1.0、FNBA/FIBA ＝3.6、FIBD/FIBA＝3.1。另外，生成速度与原料丙烯向反应器进料量之 比分别如下：FPPY/FIBD＝3.7、FPPY/FNBA＝3.2。
实施例4
在实施例1中，将三辛基膦的添加量改为370.0mg(0.998mmol、相对 于1摩尔Rh(acac)(CO)2为23摩尔)，反应温度改为160℃、反应压力改 为5MPa，除此以外，与实施例1同样地实施反应，并进行分析。此外， 乙醇是反应介质的总重量的81.3重量％。其结果如下：正丁醇收率为 34.8％、异丁醛收率为23.6％；生成速度之比分别如下：FNBA/FNBD＝1.5、 FNBA/FIBA＝2.4、FIBD/FIBA＝1.6。另外，生成速度与原料丙烯向反应器进 料量之比分别如下：FPPY/FIBD＝4.2、FPPY/FNBA＝2.9。
实施例5
在实施例1中，使用三乙基膦代替三辛基膦，并且三乙基膦的添加 量改为51.3mg(0.0434mmol、相对于1摩尔Rh(acac)(CO)2为10摩尔)， 反应温度改为140℃、反应压力改为5MPa，除此以外，与实施例1同样 地实施反应，并进行分析。此外，乙醇是反应介质的总重量的83.7重量％。 其结果如下：正丁醇收率为51.2％、异丁醛收率为18.4％；生成速度之比分 别如下：FNBA/FNBD＝3.9、FNBA/FIBA＝3.3、FIBD/FIBA＝1.2。另外，生成速 度与原料丙烯向反应器进料量之比分别如下：FPPY/FIBD＝5.4、FPPY/FNBA ＝2.0。
实施例6
在实施例5中，将三乙基膦的添加量改为20.5mg(0.174mmol、相对 于1摩尔Rh(acac)(CO)2为4摩尔)，除此以外，与实施例5同样地实施反 应，并进行分析。此外，乙醇是反应介质的总重量的83.9重量％。其结 果如下：正丁醇收率为11.0％、异丁醛收率为30.8％；生成速度之比分别 如下：FNBA/FNBD＝0.2、FNBA/FIBA＝3.1、FIBD/FIBA＝8.7。另外，生成速度 与原料丙烯向反应器进料量之比分别如下：FPPY/FIBD＝3.3、FPPY/FNBA＝ 9.1。
实施例7
在实施例5中，将三乙基膦的添加量改为30.8mg(0.260mmol、相对 于1摩尔Rh(acac)(CO)2为6摩尔)，反应压力改为2.2MPa，除此以外， 与实施例5同样地实施反应，并进行分析。此外，乙醇是反应介质的总 重量的83.8重量％。其结果如下：正丁醇收率为18.6％、异丁醛收率为 13.7％；生成速度之比分别如下：FNBA/FNBD＝0.6、FNBA/FIBA＝5.2、FIBD/FIBA ＝3.9。另外，生成速度与原料丙烯向反应器进料量之比分别如下： FPPY/FIBD＝7.3、FPPY/FNBA＝5.4。
下面在实施例8～实施例11中，通过基于工艺模拟计算的实施例更 详细地说明本发明。
实施例8
对图1的工艺进行模拟。
图1中，从管线1向反应器2供给丙烯(10kmol/hr)、氢(20kmol/hr)、 一氧化碳(10kmol/hr)。然后使用实施例1中制备的催化剂，用正丁醇作为 溶剂代替乙醇，催化剂液通过管线8以2,000kg/hr的流量循环到反应器2。
反应在温度120℃、压力2MPa的条件下进行，将丙烯的转化率设为 100％，将生成物的选择率设为与实施例1的结果相同。
分离机(第1蒸馏塔)5、分离机(第2蒸馏塔)10、分离机(第3蒸馏塔)14 均采用蒸馏塔，各条件见表1。
[表1]

在上述条件下进行模拟的结果见表2。
[表2]
  物流编号 4 6 7 8 11 12 13 15 16 生成速度 PPA [mol/Hr] 37.7 32.9 0.2 0.0 32.7 0.2 0.0 0.2 0.0 IBD [mol/Hr] 1635.8 1572.5 52.8 0.0 48.0 1524.2 0.4 52.8 0.0 NBD [mol/Hr] 967.1 905.6 57.3 0.1 0.0 1.4 904.2 57.3 0.0 NBA [mol/Hr] 32594.2 0.0 5638.0 26956.3 0.0 0.0 0.0 84.5 5553.4 IBA [mol/Hr] 1725.6 0.5 1698.2 27.0 0.0 0.0 0.5 1692.7 5.5 合计值 [mol/Hr] 36960.5 2511.5 7446.4 26983.3 80.7 1525.7 905.0 1887.5 5558.9 组成 PPA [wt％] 0.06 0.81 0.00 0.00 29.41 0.01 0.00 0.01 0.00 IBD [wt％] 4.32 62.93 0.69 0.00 70.58 99.90 0.04 2.73 0.00 NBD [wt％] 2.55 36.24 0.75 0.00 0.01 0.09 99.90 2.96 0.00 NBA [wt％] 88.39 0.00 75.75 99.90 0.00 0.00 0.00 4.49 99.90 IBA [wt％] 4.68 0.02 22.81 0.10 0.00 0.00 0.06 89.83 0.10 合计值 [wt％] 100.00 100.00 100.00 100.00 100.00 00.00 100.00 100.00 100.00
需要说明的是，表中的简写如下所示。此外，“物流编号(Stream No.)” 对应图中给出的工艺的管线编号。
PPA：丙烷
IBD：异丁醛
NBD：正丁醛
NBA：正丁醇
IBA：异丁醇
合计值(total)：PPA、IBD、NBD、NBA、IBA的合计值
其结果如下：从管线12以收率15.3％得到了纯度99.9wt％的异丁醛， 从管线16以收率55.6％得到了纯度99.9wt％的正丁醇。由在该反应体系 中生成的各成分的合计值计算出的生成速度之比分别如下：FNBA/FNBD＝ 5.9、FNBA/FIBA＝3.3、FIBD/FIBA＝1.0。另外，生成速度与原料丙烯向反应 器进料量之比分别如下：FPPY/FIBD＝6.1、FPPY/FNBA＝1.8。
实施例9
对图2的工艺进行模拟。
图2中，从管线1向反应器2供给丙烯(10kmol/hr)、氢(20kmol/hr)、 一氧化碳(10kmol/hr)。另外，使用实施例1的催化剂，使用正丁醇作为溶 剂代替乙醇，使催化剂液通过管线8以2,000kg/hr的流量循环到反应器2。
反应在温度120℃、压力2MPa的条件下进行，将丙烯的转化率设为 100％，将生成物的选择率设为与实施例1的结果相同。
另外，假设通过管线13再次循环到反应器2的正丁醛在反应器2内 全部转换为正丁醇。
分离机(第1蒸馏塔)5、分离机(第2蒸馏塔)10、分离机(第3蒸馏塔)14 均采用蒸馏塔，各条件见表3。
[表3]

在上述条件下进行模拟的结果见表4。
[表4]
  物流编号 4 6 7 8 11 12 13 15 16 生成速度 PPA [mol/Hr] 37.7 32.9 0.2 0.0 31.3 0.2 0.0 0.2 0.0 IBD [mol/Hr] 1635.5 1566.8 58.5 0.0 42.2 1524.2 0.4 58.5 0.0 NBD [mol/Hr] 966.9 898.5 64.2 0.1 0.0 1.4 897.1 64.2 0.0 NBA [mol/Hr] 33489.7 0.0 6533.4 26956.3 0.0 0.0 0.0 84.6 6448.8 IBA [mol/Hr] 1726.4 0.5 1698.9 27.0 0.0 0.0 0.5 1692.5 6.4 合计值 [mol/Hr] 37856.1 2498.7 8355.3 26983.3 73.6 1525.7 898.0 1900.1 6455.1 组成 PPA [wt％] 0.06 0.81 0.00 0.00 31.20 0.01 0.00 0.01 0.00 IBD [wt％] 4.21 63.03 0.68 0.00 68.78 99.90 0.04 3.00 0.00 NBD [wt％] 2.49 36.14 0.75 0.00 0.01 0.09 99.90 3.29 0.00 NBA [wt％] 88.67 0.00 78.23 99.90 0.00 0.00 0.00 4.46 99.90 IBA [wt％] 4.57 0.02 20.34 0.10 0.00 0.00 0.06 89.24 0.10 合计值 [wt％] 100.00 100.00 100.00 100.00 100.00 100.00 100.00 100.00 100.00
其结果如下：从管线12以收率15.3％得到了纯度99.9wt％的异丁醛， 从管线16以收率64.6％得到了纯度99.9wt％的正丁醇。由在该反应体系 中生成的各成分的合计值计算出的生成速度之比分别如下：FNBA/FNBD ＝102.4、FNBA/FIBA＝3.8、FIBD/FIBA＝1.0。另外，生成速度与原料丙 烯向反应器进料量之比分别如下：FPPY/FIBD＝6.2、FPPY/FNBA＝1.5。
实施例10
对图3的工艺进行模拟。
图3中，从管线1向反应器2供给丙烯(10kmol/hr)、氢(20kmol/hr)、 一氧化碳(10kmol/hr)。另外，使用实施例1的催化剂，使用正丁醇作为溶 剂代替乙醇，使催化剂液通过管线8以2,000kg/hr的流量循环到反应器2。
反应在温度120℃、压力2MPa进行，假定丙烯的转化率为100％， 并且生成物的选择率与实施例1的结果相同。
分离机(第1蒸馏塔)5、分离机(第2蒸馏塔)10均采用蒸馏塔，各条 件见表5。
[表5]

在上述条件下进行模拟的结果见表6。
[表6]
  物流编号 4 6 7 8 11 12 13 生成速度 PPA [mol/Hr] 37.7 36.5 0.0 0.0 36.3 0.2 0.0 IBD [mol/Hr] 1635.8 1633.3 0.0 0.0 108.5 1524.1 0.7 NBD [mol/Hr] 967.1 966.1 0.0 0.0 0.0 1.4 964.7 NBA [mol/Hr] 32621.2 47.7 5594.2 26979.3 0.0 0.0 47.7 IBA [mol/Hr] 1698.6 1688.7 5.5 3.9 0.0 0.0 1688.7 合计值 [mol/Hr] 36960.5 4372.2 5599.7 26983.3 144.8 1525.8 2701.7 组成 PPA [wt％] 0.06 0.51 0.00 0.00 16.98 0.01 0.00 IBD [wt％] 4.32 37.06 0.00 0.00 83.01 99.90 0.02 NBD [wt％] 2.55 21.92 0.00 0.00 0.00 0.09 35.07 NBA [wt％] 88.47 1.11 99.90 99.99 0.00 0.00 1.78 IBA [wt％] 4.61 39.39 0.10 0.01 0.00 0.00 63.12 合计值 [wt％] 100.00 100.00 100.00 100.00 100.00 100.00 100.00
其结果如下：从管线12以收率15.3％得到了纯度99.9wt％的异丁醛， 从管线16以收率56.0％得到了纯度99.9wt％的正丁醇。由在该反应体系 中生成的各成分的合计值计算出的生成速度之比分别如下：FNBA/FNBD＝ 5.8、FNBA/FIBA＝3.3、FIBD/FIBA＝1.0。另外，生成速度与原料丙烯向反应 器的进料量之比分别如下：FPPY/FIBD＝6.1、FPPY/FNBA＝1.8。
实施例11
对图4的工艺进行模拟。
图4中，从管线1向反应器2供给丙烯(10kmol/hr)、氢(20kmol/hr)、 一氧化碳(10kmol/hr)。另外，使用实施例1的催化剂，使用正丁醇作为溶 剂代替乙醇，催化剂液通过管线8以2,000kg/hr的流量向反应器2循环。
反应在温度120℃、压力2MPa进行，假定丙烯的转化率为100％， 并且生成物的选择率与实施例1的结果相同。
另外，假定通过管线19再次循环到反应器2的正丁醛在反应器2内 全部转换为正丁醇。
分离机(第1蒸馏塔)5、分离机(第2蒸馏塔)10、分离机(第3蒸馏塔)18 均采用蒸馏塔，各条件见表7。
[表7]

在上述条件下进行模拟的结果见表8。
[表8]
  物流编号 4 6 7 8 11 12 13 19 20 生成速度 PPA [mol/Hr] 37.7 36.5 0.0 0.0 36.3 0.2 0.0 0.0 0.0 IBD [mol/Hr] 1635.7 1633.1 0.0 0.0 108.3 1524.1 0.7 0.7 0.0 NBD [mol/Hr] 967.0 966.0 0.0 0.0 0.0 1.4 964.6 877.8 86.8 NBA [mol/Hr] 33497.3 47.6 6470.2 26979.4 0.0 0.0 47.6 0.0 47.6 IBA [mol/Hr] 1699.4 1688.7 6.4 3.9 0.0 0.0 1688.7 0.2 1688.5 合计值 [mol/Hr] 37837.1 4371.9 6476.6 26983.3 144.6 1525.8 2701.6 878.6 1822.9 组成 PPA [wt％] 0.06 0.51 0.00 0.00 17.01 0.01 0.00 0.00 0.00 IBD [wt％] 4.21 37.06 0.00 0.00 82.98 99.90 0.02 0.08 0.00 NBD [wt％] 2.49 21.92 0.00 0.00 0.02 0.09 35.07 99.90 4.64 NBA [wt％] 88.73 1.11 99.90 99.99 0.00 0.00 1.78 0.00 2.62 IBA [wt％] 4.50 39.40 0.10 0.01 0.00 0.00 63.12 0.02 92.75 合计值 [wt％] 100.00 100.00 100.00 100.00 100.00 100.00 100.00 100.00 100.00
其结果如下：从管线12以收率15.3％得到了纯度99.9wt％的异丁醛， 从管线7以收率64.8％得到了纯度99.9wt％的正丁醇。由在该反应体系中 生成的各成分的合计值计算出的生成速度之比分别如下：FNBA/FNBD＝ 73.4、FNBA/FIBA＝3.8、FIBD/FIBA＝1.0。另外，生成速度与原料丙烯 向反应器进料量之比分别如下：FPPY/FIBD＝6.1、FPPY/FNBA＝1.5。
上面参照特定的实施方式详细说明了本发明，但本领域技术人员可 知，可以不脱离本发明的精神和范围进行各种变化和修正。
本申请基于2006年11月9日提出的日本专利申请(日本特愿 2006-304151)，此处以参考的形式将其内容引入本说明书。
产业上的可利用性
根据本发明，能够联产正丁醇和异丁醛。因此，本发明的工业的价 值明显。