本发明涉及由2,5-二氢呋喃(2,5-DHF)连续生产并回收2,3- 二氢呋喃(2,3-DHF)的方法。更具体讲，本发明涉及转化包含某些杂质的 2,5-二氢呋喃得到2,3-二氢呋喃的方法，其产率超过95％。

2,5-DHF异构化得到2,3-DHF的反应是合成下述两种重要 化工品的步骤之一：1,4-丁二醇和环丙烷甲醛。已知(USP2,556,325) 在碱金属醇盐存在下，2,5-DHF可异构化成2,3-DHF。实现 这种异构化的另一方法(USP5,254,701)是在均匀液相体系中采用钌-或 铑-基催化剂。然而，钌-和铑-基催化剂极易受2,5-DHF进料中 通常存在的低含量杂质毒化，如3,4-环氧-1-丁烯，巴豆醛，氧 化物和过氧化物。

德国专利1,248,669中公开了采用某些金属催化剂如钯，铂，钴，钌 和镍多相催化异构化2,5-DHF得到2,3-DHF的方法。然而， 该德国专利1,248,669中所述的转化2,5-DHF为2,3-DHF方法 的选择性只有75-85％。早期采用气体2,5-DHF所进行的多相钯 -或铂-纯化反应主要形成不希望的歧化副产物呋喃和四氢呋喃。已经 发现，多相钯-和铂-催化异构化2,5-DHF成2,3-DHF的选 择性可通过在2,5-DHF进料气体中包含一氧化碳(CO)，或在异 构化条件下能产生一氧化碳的化合物而增强。

同样，还发现，通过使2,5-DHF，氮气和CO的气体混合物与 载体上的钯催化剂接触，当异构化反应以100％或接近100％转化率进 行时，能够得到大约90％或低于90％的2,3-DHF选择性。但是， 当每次经过异构化反应器以大约50％转化率方式进行异构化反应时，可 以获得高于97％的选择性。本文所用的术语“2,5-DHF的百分转 化率”是指： 以及“2,3-DHF的百分选择性”是指： 非选择性产物主要是通过DHF歧化成呋喃和四氢呋喃而形成。

因此，在得到2,3-DHF高总产率及其选择性的尝试中，人们设 计了这样一种生产系统，其中进料到异构化区的2,5-DHF仅有部分 转化成产物，而未反应的2,5-DHF则被回收并再循环到异构化区。 该生产系统包括异构化区，产物回收区，高沸点物去除区以及产物回收 区回收的2,5-DHF和新鲜2,5-DHF再循环到异构化区的装置。 该方法首次将包括新鲜和再循环2,5-DHF、非反应性气体如氮气和 CO的气体混合物进料到异构化区，与载体上的钯或铂催化剂接触。然后 将异构化区的流出物进料到包括蒸馏塔的产物回收区，产生包括2,3 -DHF塔顶馏出物的产物蒸汽，并从塔底部得到包括2,5-DHF的 底部产物液流。将底部产物流进料到包括除去异构化区和产物回收区所 形成的高沸点物的蒸馏装置的高沸点物去除区。由于高沸点物能够引起 异构化催化剂的活性降低，因而有必要将其除去。高沸点物去除区产生 包括含高沸点物的次要物流和包含与新鲜2,5-DHF一起再循环到异 构化区的2,5-DHF的主要物流。操作这种最初设计的生产系统会导 致催化剂减活化，这(至少部分)归因于新鲜2,5-DHF原料中存在 的高沸点物。

随后通过进料新鲜2,5-DHF原料到高沸点去除区除去原料中存 在的高沸点物而改进了这种最初工艺设计。当连续操作这一改进方法时， 再次观测到异构化催化剂迅速减活化。研究减活化的催化剂发现，催化 剂的减活化与碘有关。然后还发现，新鲜2,5-DHF原料中含有浓度 小于1ppm的甲基碘。与2,5-DHF(b.p.66℃)和2,3-DHF(b.p.55℃) 相比，甲基碘是一种低沸点化合物(b.p.46℃)，因此在高沸点除去塔中不 能除去。先前已经在高沸点物除去塔产生的高沸点物液体中发现有碘存 在。可以假定，所有碘都由用于产生2,5-DHF的催化剂衍生得到的 高沸点碘化合物产生。作为高沸点物，这些碘化合物应能完全从新鲜2, 5-DHF中除去，即如上所述，将2,5-DHF进料到在蒸发器的顶部 具有填充塔的高沸点去除区。气相色谱(GC)分析进料到高沸点去除区 的进料和高沸点去除区的气态馏出物，发现塔能非常有效地除去高沸点 物。因此2,5-DHF中有甲基碘存在完全令人意想不到。

因此，通过改变新鲜2,5-DHF进料到上述生产系统的产物回收塔 的进料位置，再次改进了2,3-DHF的生产方法。2,5-DHF原料中包 含的甲基碘与产物回收区得到的2,3-DHF一起从生产系统中除去。如 此改进的方法可以长时间操作，而且异构化催化剂也没有发生任何明显 的减活化。为此，本发明提供了通过异构化2,5-DHF连续生产2,3 -DHF的系统，该系统包括含有一个或多个钯或铂催化剂的床的异构化 区，包含蒸馏塔的产物回收区，高沸点物去除区和包含下列步骤进料得 自高沸点物去除区的2,5-DHF到异构化区所需的装置： (1)进料步骤(3)产物和新鲜2,5-DHF到产物回收区的蒸馏塔内， 以便(ⅰ)从塔的顶部或上部得到富含2,3-DHF的塔顶产物蒸汽流和(ⅱ) 从塔的底部或下部得到富含2,5-DHF的底部产物液体流； (2)进料步骤(1)(ⅱ)的液体到包括蒸馏装置的高沸点物去除区，以得到(ⅰ) 包含高沸点物的底部物液体流和(ⅱ)包含2,5-DHF的馏出物流；和 (3)进料包括步骤(2)(ⅱ)的2,5-DHF的蒸汽到异构化区，以产生包括 2,3-DHF和2,5-DHF的异构化产物。

2,3-DHF产物中甲基碘的浓度比较低，不会影响下游操作，但却 足以对本发明方法中所用的异构化催化剂产生不利作用。

附图为说明本发明方法原理的2,3-DHF生产系统的工艺流程图。

本发明容许有各种类型实施方案，并且附图和下文详述部分都给出了本 发明的优选实施方案。然而，本发明的公开内容只是本发明的例证，即 本发明并不局限于这些说明性具体实施例。

本发明方法中使用的2,5-DHF可通过下列步骤由1,3-丁二烯得 到：(1)部分氧化丁二烯得到3,4-环氧-1-丁烯，和(2)使3,4 -环氧-1-丁烯异构化成2,5-DHF。丁二烯转化成3,4-环氧-1- 丁烯的选择氧化可采用USP5,117,012,5,312,931和5,362,890中所述的 方法完成。3,4-环氧-1-丁烯异构化成2,5-DHF的反应则可采用 USP5,082,956和5,315,019中公开的方法进行。

本发明方法中所用的新鲜2,5-DHF一般含有0.1-5wt.％3,4 -环氧-1-丁烯(EpB)和巴豆醛(HCr)和痕量的其它高沸点物和包括低 沸点碘化物如甲基碘在内的低沸点物的混合物。新鲜2,5-DHF进料 中的低沸点碘化合物的浓度可以在0.01-100ppm范围内，更典型地为 0.1-5ppm浓度。新鲜2,5-DHF中所包含的低沸点物(其沸点≤55 ℃的化合物)如甲基碘基本上全部以产物回收区蒸馏塔的塔顶产物蒸汽 流形式从生产系统中除去。据认为，2,5-DHF中的痕量高沸点物为 催化剂体系中的含磷-和含锡组分(或其分解产物)，以及衍生自3,4 -环氧-1-丁烯(用于生产2,5-DHF原料)的低聚物，二醇和碘 丁烯醇。在异构化方法操作期间，原料中存在的3,4-环氧-1-丁 烯迅速并定量地异构化成巴豆醛；随后巴豆醛一部分脱羰得到CO和丙 烯，另一部分氢化成丁醛；丁醛然后再部分脱羰形成CO和丙烷。

产物回收区用于从2,5-DHF中分离出2,3-DHF的蒸馏是 常规蒸馏操作。蒸馏塔一般包括至少两部分，每一部分均包含有填料或 蒸馏塔板。塔一般具有冷凝器以冷凝塔顶蒸汽，其中一些以馏出物形式 排出，而剩余部分则回流到塔内，在填料或塔板上形成液体流。塔内蒸 汽一般由塔底部的热源(如再沸器)产生，热源沸腾一部分到达塔底部 的液体，而主要含有2,5-DHF的剩余部分则从再沸器中排出并进料 到高沸点物去除区，最后进料到异构化区。当在大约常压下操作时，塔 的温度分布一般为塔底63-68℃，塔中部位置为55-58℃，以及塔 顶部附近为53-56℃。异构化区的产物和新鲜2,5-DHF可以分别 送入到塔的下部，中部和/或上部上的同一个或多个位置处。典型地，是 将异构化区的产物和新鲜2,5-DHF分别或以混合流形式进料到蒸馏 塔的中部。进料到塔内的异构化区产物与进料到塔内的新鲜2,5-DHF 的重量比为4∶1-1∶4，优选3∶2-2∶3。进料优选以液体形 式送入，这样能够将所需要的塔径减到最小。塔顶部的回流液体量和分 离所需的理论塔板数取决于所希望的产物纯度。典型地，使用20-100 块塔板，且回流液∶馏出物-产物之比为5∶1-25∶1。

产物回收区的塔顶蒸汽馏出物是生产系统中仅有的两个出口物中的 一种。另一种出口物为自高沸点物去除区得到的液体。基本上所有呋喃 (b.p.31℃)与2,3-DHF产物一起从塔顶取出。通常允许一些2,5 -DHF(b.p.66℃)随塔顶馏出物一起排出，这样可以将2,3-DHF中 的少量四氢呋喃(b.p.66℃)从生产系统中除去。通常可以有一些2,3- DHF以底部液体形式排出并再循环到异构化区。塔顶馏出物流的组成(按 重量计)为90-97％ 2,3-DHF,0.5-5％2,5-DHF,1 -5％呋喃，和0.1-1％四氢呋喃。

将得自产物回收区的底部液体流进料到高沸点物去除区，该区包括 加热容器，其上配备有用于防止所送入的高沸点物进入到异构化区的填 充塔部分。大约有0.1-2wt％进料到高沸点物去除区的液体流作为高沸 点物(液体底部物)流从生产系统中除去。所除去的高沸点物主要包含 沸点高于120℃的化合物。当在大约常压下进行操作时，高沸点物去除 区的蒸馏装置一般在65-80℃的温度下操作。通常，冷凝馏出物蒸汽 一部分并再以回流液形式返回到填充塔内。另一方面，也可以冷凝全部 馏出物流，使部分液体返回到高沸点物去除区的填充塔内，剩余部分则 进料到异构化区中。

除新鲜2,5-DHF原料中所包含的上述高沸点物外，进料到高沸 点物去除区中的进料还包括异构化和/或产物回收区中产生的中沸点化合 物。这种中沸点化合物包括四氢呋喃(THF,b.p.66℃)，丁醛(HBu,b.p.75 ℃)，巴豆醛(HCr,b.p.104℃),1-丁醇(BuOH,b.p.118℃),2-丁烯- 1-醇(b.p.121℃)，和甲乙酮(MEK,b.p.80℃)以及DHF二聚物。可以进 料弱碱如叔胺(如三乙醇胺)到加热容器(蒸发器)内以抑制2,3- DHF在高沸点物去除区中聚合。还可以向加热容器内加入酚类抗氧化剂 如氢醌，丁基化羟基茴香醚，丁基化羟基甲苯(BHT)等，以预防或清除容 器中可能存在的过氧化物。

将得自高沸点物去除区的馏出物流全部或部分传送和进料到异构化 区。完成传送的装置可以冷凝馏出物蒸汽并将冷凝液体收集到异构化区 进料容器内。然后在送入异构化区之前汽化上述液体进料物。另一方面， 高沸点物去除区得到的馏出物蒸汽也可以不经冷凝而直接送入到异构化 区。高沸点物去除区得到的馏出物流一般包含(按重量计)1-20％四 氢呋喃，1-10％2,3-DHF，总量为1-10％的3,4-环氧 -1-丁烯、巴豆醛、丁醛和甲乙酮，以及65-95％ 2,5-DMF。

可用于本发明异构化区中的载体催化剂包括沉积在催化剂载体物上 的金属钯、铂、或其混合物。催化剂中钯和/或铂金属组分的量可以为0.1 -10wt.％，优选0.2-5.0wt.％。特别优选载体催化剂包括0.5-3.0wt.％钯。

催化剂的载体组分可选自大量非酸性的常规多孔碳或耐火催化剂载 体，或者为对使用催化剂的方法中所存在的反应物、产物、稀释剂和一 氧化碳基本呈惰性的载体物质。这些常规物质可以是天然或合成源的， 并优选具有中孔性或大孔性结构，亦即为具有小于100平方米/克(m2/g) 表面积的载体物质。这些载体物质一般具有大于20％的表观孔隙度。一 般地，优选具有含硅和/或含铝组分的载体。

适宜载体的具体实例如活性炭，氧化铝(包括商品名为“Alundum” 的固体物)，浮石，镁氧，氧化锆，硅藻土，漂白土，碳化硅，包括硅 和/或碳化硅的多孔烧结块，硅石，特定粘土，人工和天然沸石和陶瓷。 特别适于制备本发明所用催化剂的耐火载体包括含硅和/或含铝的物质， 并且对于含铝物质来讲，特别是那些含有α氧化铝的物质。关于含α氧化 铝的载体，优选具有0.03-10m2/g比表面积(按B.E.T.法测量)和25- 50％体积比表观孔隙度(按常规汞或水吸收法测定)。测定比表面积的 B.E.T.法详细记载在Brunauer,S.,Emmett,P.H.，和Teller,E.，美国化学会 志(J.Am.Chem.Soc.),60,309-16(1938)内。

下列物质为可使用的催化剂载体具体实例。 Ⅰ．星状硅石载体，一般具有20-80m2/g表面积，总孔体积为0.3-0.7cc (Hg)/g，中孔径为100-500微米(μ)，其化学组成主要由SiO2构成。 Ⅱ．Norton SN-08228,0.1875英寸丸，表面积为0.26m2/g，总孔体积为 0.23cc(Hg)/gm，中孔径为19μ，堆积密度：0.90g/cm3，且化学组成(重 量百分数)为：氧化铝-84.7,SiO2-13.4,Fe2O3-0.21,TiO2-0.47,CaO- 0.21,MgO-0.12,Na2O-0.15,K2O-0.26. Ⅲ．Norton SA-5252,0.1875英寸球体，其表面积为0.39m2/g，总孔体积 为0.36cc(Hg)/gm，中孔径为5.4μ，堆积密度：0.94g/cm3，且化学组成 (重量百分数)为：Al2O3-93.1,SiO2-5.6,Fe2O3-0.3,TiO2-0.1,CaO- 0.1,MgO-0.3,Na2O-0.1,K2O-0.1. Ⅳ．Norton 5552氧化铝环-0.25英寸环，其表面积为0.43m2/g，总孔 体积为0.37cc(Hg)/gm，中孔径为7μ，堆积密度：0.80g/cm3，且化学组 成(重量百分数)为：Al2O3-93.1,SiO2-5.6,Fe2O3-0.3,TiO2-0.1,CaO- 0.1,MgO-0.3,Na2O-0.1,K2O-0.1. Ⅴ.Norton SN-82501,0.1875英寸球体，其表面积为0.13m2/g，总孔体 积为0.37cc(Hg)/gm，中孔径为32.5μ，堆积密度：0.88g/cm3，且化学组 成(重量百分数)为：Al2O3-85.0,SiO2-12.0，剩余的3％为Fe2O3、 TiO2、CaO、MgO、Na2O和K2O。 尽管不是优选，但其它可使用的载体物质还包括如具有3-10m2/g表面 积和75-250μ粒度的氧化锌；例如，具有0.5m2/g表面积和40-75μ 粒度的二氧化钛；氧化钙；例如具有1m2/g表面积和40-75μ粒度的氧 化钡；一氮化硼；和碳化硅。

一类优选的载体物质包括挤压星状二氧化硅载体，该载体具有相对 均匀孔径，并且具有下列能更充分表征其性质的参数：(1)20-80 m2/g(优选70m2/g)B.E.T．比表面积，和(2)20％-70％，优选30％ -60％表观孔隙度。

催化剂载体的实际外形并不特别重要。尽管催化剂载体的形状对催 化剂活性的影响较小，但考虑到诸如传热的容易性，质量传递，由液体 流动限制所引起的压差，气液固接触效率，催化剂耐久性等实际情况， 优选使用具有确定形状的载体，如星状体，球体，片状体，挤出物，环 状体，鞍形物等。

异构化区可以在较宽的压力和温度条件下操作。压力不是异构化方 法中的重要特征，因此可使用适当高于或低于大气压的压力。尽管最优 选在大约大气压力下操作，但仍可以使用0.1-50巴(10-5000kPa) 绝对压力，优选1-20巴(100-2000kPa)绝对压力。显然，蒸汽相 操作需要采用与操作温度结合能使反应物和产物以蒸汽形式存在于反应 器内的压力。异构化可以在30-175℃，优选50-130℃，且最优选 80-110℃的温度下进行。一般地，采用铂催化剂时的异构化温度要高 于采用钯催化剂时的温度。

选择异构化区中所采用的温度和气时空速(GHSV)，以使送入的2, 5-DHF的百分转化率能达到20-90摩尔％，特别优选40-60摩尔 ％。GHS是指进料到异构化区的气体(进料物加上所用的任何稀释剂) 的体积流动速率除以反应器中所存在的催化剂体积而得到的值。

进料到异构化区的进料优选包括选择性增加量的(ⅰ)一氧化碳，(ⅱ)选 自含2-5个碳原子链烷醛和含3或4个碳原子烯醛的醛，(ⅲ)3,4- 环氧-1-丁烯，或(ⅳ)两种或更多种这类一氧化碳、醛或3,4-环氧 -1-丁烯的混合物。可用于本发明方法能增加选择性的醛的实例包括 具有下述通式结构的醛： 其中R1为C1-C4烷基，乙烯基或烯丙基。醛的具体实例包括巴豆醛， 乙醛，丙醛，正丁醛，异丁醛，戊醛，丙烯醛和乙烯基乙醛。这些化合 物可有意地加入到2,5-DHF原料中，或者作为杂质存在于原料中。 例如1,3-丁二烯可选择性氧化成3,4-环氧-1-丁烯，后者进 而可转化成2,5-DHF(这两种反应均根据已知方法进行)，从而得 到可含有痕量或微量巴豆醛和/或3,4-环氧-1-丁烯的2,5- DHF。

可用于对选择性施加有利影响的上述环氧化物和/或醛的量主要随诸 如所用的具体催化剂和反应条件(尤其是温度)等因素而变。一般地， 异构化操作进料中的环氧化物/醛的存在量为5-20,000百万分之一体 积份(ppmv)，优选10-10,000ppmv，且最优选100-5000ppm(基于进 料到反应器的总体积，即2,5-DHF反应物与所存在的任何气体或液 体的体积)。

当单独使用一氧化碳，即不存在任一种上述环氧化物或醛时，能显 著增加催化剂选择性的一氧化碳的量随诸如所用的具体催化剂和反应条 件等因素而变。一般地，异构化过程中所存在的一氧化碳的量为5-5,000 百万分之一体积份(ppmv)(基于进料到反应器的气体总体积，即2,5 -DHF与所存在的任何稀释气体的体积)。一氧化碳的浓度优选为50 -1500ppmv，最优选50-750ppmv。气相操作进料中一氧化碳的典型 浓度为500ppmv。高浓度一氧化碳往往能使需要的2,3-DHF的选 择性更高。但是，如果选择性过高，则2,3-DHF的生成速率将降低 到难以接受的水平。

一氧化碳通常与3,4-环氧-1-丁烯和/或一种或多种上述醛(特 别是3,4-环氧-1-丁烯和巴豆醛)联合用于本发明方法中以增强 选择性。例如，可以将一氧化碳加到仅含痕量这种环氧化物和/或醛的2, 5-DHF反应物中以获得需要的选择性和转化率组合。一般地，可任选 地加到进料中的一氧化碳的量按进料到反应器气体的总体积(即2,5 -DHF反应物，3,4-环氧-1-丁烯和/或上述醛以及所存在的任何 稀释气体或液体的总体积)计，为5-5,000ppmv。在气相操作下，一 氧化碳的浓度优选为50-1500ppmv，最优选5-750ppmv。气相操 作下进料中的一氧化碳的典型浓度为300ppmv。如同上述环氧化物/醛的 情形一样，一氧化碳的作用也是可逆的，因此，从方法中除去环氧化物/ 醛和一氧化碳能够使催化剂的活性恢复到加入环氧化物/醛和一氧化碳之 前所存在的活性。

参照附图，异构化区1得到的异构化产物可借助管道2和3输送到 产物回收区蒸馏塔4的中部。新鲜2,5-DHF被送入到管道3中并与 异构化产物一同进料到塔4。优选(但非必需)将异构化区1排出的异 构化产物在管道2和3中冷凝，并与新鲜2,5-DHF原料一起以液体 形式进料到塔4。显然，对本领域技术人员而言，新鲜2,5-DHF原 料可以在塔的一侧的同一个或多个位置处分别进料到塔4内。通常，在 管道3物流进入到塔内的位置处的塔4上部或下部至少包含一级塔板或 填料。

塔4产生的2,3-DHF的塔顶流出物经管道6从塔顶部排出，并 送入到冷凝器7内，然后借助管道8和10从生产系统中排出。部分冷凝 流出物作为回流液再通过管道8和9返回到塔内。产物回收区操作中可 使用的典型回流比(经管道9返至塔内的冷凝流出物的重量与经管道10 排出系统的冷凝流出物重量之比)为5∶1至25∶1。产物一般包括90 -97％ 2,3-DHF,0.5-5％ 2,5-DHF和1-5％THF与 呋喃的混合物。产物纯度通常足以满足用于制备其它产物如2-羟基四 氢呋喃和环丙烷甲醛的要求，无需进一步纯化。包括2,5-DHF的液 体收集在塔4底部的再沸器11内。再沸器11对塔4的操作提供了热量。 部分(例如80-96wt％)液体被再沸器11蒸发，并返回到塔4内。再 沸器中收集的剩余部分液体经管道12输送到蒸发器13内，蒸发器13连 同塔14构成高沸点物去除区。塔4和再沸器11的底流液体组成(以重 量百分数表示)一般为65-95％ 2,5-DHF,1-10％2,3- DHF,1-20％THF和0.5-10％由EpB、HCr、HBu和/或MEK 组成的混合物。如上所述，可以通过附加的进料孔(未示出)或经过管 道8或9向蒸发器13或蒸馏塔4内送入弱碱如叔胺(如三乙醇胺)，以 抑制2,3-DHF在高沸点物去除区中聚合。还可以向蒸发器13中加 入酚类抗氧化剂如氢醌，丁基化羟基茴香醚，丁基化羟基甲苯(BHT) 等以控制过氧化物。蒸发器13可以在65-80℃温度下操作，以使98 -99.9wt％进料到蒸发器内的液体从高沸点物去除区中馏出回收，并输送 到异构化区1。典型地，进料到蒸发器13的液体从高沸点物去除区中蒸 馏出的量为99-99.7wt.％。蒸发器中剩余的的高沸点残留物经管道15从 生产系统中排出。残留物的典型组成(以重量百分数表示)为2.3％ 2,3- DHF,0.1％EpB,2.8％HBu,1.1％MEK,74.9％ 2,5-DHF,12.3％THF,0.46％ HCr,0.01％丁醇，0.19％2-丁烯-1-醇，1.42％DHF二聚物和2.35％ BHT。

从高沸点物去除区中馏出的物料经管道16送到冷凝器17中，在此， 部分或全部塔14的蒸汽流出物被冷凝。在一种操作方式中，蒸汽流出物 全部在冷凝器17中冷凝，并借助管道18和19将部分(如20-80wt.％) 冷凝物作为回流物返回到塔14内。剩余冷凝物依次经管道18,20和22， 异构化区进料器23，管道24，热交换器(蒸发器)25，以及管道26 和27被输送进料到异构化区1内。在另一种操作方式中，仅有部分(如 20-80wt％)塔14的蒸汽流出物在冷凝器17中冷凝，将所得冷凝物全 部经管道18和19返回到塔14内。塔14的蒸汽流出物的剩余部分则依 次经管道16，冷凝器17，管道21和22，异构化区进料器23，管道24， 热交换器25，以及管道26和27被输送进料到异构化区1内。可以冷凝 得自冷凝器17的蒸汽并以液体形式收集在容器23内。这种液体异构化 进料随后在热交换器25中基本蒸发并以蒸汽形式进料到异构化区1中。 一氧化碳和无反应性的稀释气体如氮气通过管道28加入到异构化进料 中。

异构化区1包括一个或多个反应器，这些反应器各自包含一张或多 张钯或铂催化剂床。异构化反应器的壁可以是绝缘的，或具有通过壁传 热给液体的传热性质。

本发明方法进一步用下述采用附图中所述2,3-DHF生产系统的 实施例说明。所给出的流量均为重量份。

冷凝异构化区1的蒸汽流出物并与新鲜2,5-DHF一起进料到蒸馏 塔4的中部。塔4的进料速度为269份异构化区流出物/小时和120份新 鲜2,5-DHF/小时。蒸馏塔4由1.8米高(截面)、2.54cm内径的schedule 40316型不锈钢管组成。在塔的精馏段和提馏段(即高于或低于塔进料 处的部分)各自含有76.2cm×4mm Penn State填料。使用DP管(DP cell) 测量塔内压差，以助于调整输入到再沸器11中用于蒸汽和液体在塔内适 当交流的热量。在精馏、提馏和进料段使用带式加热器(band heater)，置 于两个绝缘层之间。再沸器由高30cm，内径3.8cm的管组成，并由带式 加热器加热。设定输入到再沸器的功率为恒定值，利用通过泵的底物流 量控制再沸器水平(此水平采用DP管测量)。塔内温度分布为顶部53 ℃，中部57℃，塔底部64℃。

包括2,3-DHF的蒸汽流出物以1200份/小时流速通过管道6排出， 并在热交换器7中冷凝。大约有90wt％冷凝流出物经管道8和9再返至 塔内以控制精馏段温度。代表2,3-DHF产物的剩余冷凝流出物利用管 道10从生产系统中排出。

包括2,5-DHF的液体从再沸器11中移出并通过管道12进料到蒸 发器13中，进料速率为每小时270份。蒸发器由带式电加热器加热的30.5 cm高，10.2cm内径的管组成。利用可视玻璃维持蒸发器中液体水平。塔 14由真空夹套玻璃柱组成，其中的玻璃柱内含有直径19mm、高35.6cm 的4mm Penn State填料床。蒸发器13每小时产生389份蒸汽，这些蒸汽 进入到塔14内，然后通过管道16输送到冷凝器17内。冷凝器17每小 时冷凝120份这种蒸汽，并以液体形式通过管道18和19返回到塔14内。 每小时有269份蒸汽经管道21和22输送到容器23内。另一方面，管道 16中的所有蒸汽都可以在冷凝器17中冷凝，然后以液体形式将馏出物通 过管道20移出。

通过管道24，以269份/小时流量从容器23中排出包括2,5-DHF 的液体进料物，然后在热交换器25中蒸发并经管道26和27进料到异构 化区1中。通过管道28供给一氧化碳和氮气，以使管道27中的气体进 料混合物包含260ppm CO和5.2％(体积)的氮气。

异构化区包括两个含有载体钯催化剂的反应器。第一个反应器由其 中心配置有3.2mm热电偶的高61cm、内径1.3cm schedule 40型管组成。 这一反应器含有长28cm的1％钯-二氧化硅催化剂床(18.7份)。第二个反 应器由其中心配置有3.2mm热电偶的高91cm、内径1.3cm schedule 40 型管组成。这一反应器周围环绕有包括电加热器的铝块，并且其中包括 长59.9cm的2％钯-二氧化硅催化剂床(37.6份)。进料混合物通过管道 27进料到第一个异构化反应器内，然后再进料到第二个反应器，将异构 化区流出物排放到管道2内。2,5-DHF在异构化区中转化成2,3 -DHF的总转化率平均为55％。

如上所述，在接近稳定态条件下操作2,3-二氢呋喃生产系统4 天，每小时产生119份包含大于94％2,3-DHF的产物。此生产率 相应于每小时每份催化剂2.1份2,3-DHF时空产率(基于异构化区 的两个反应器中的催化剂总体积)。

上述实施例中，一些物流的组成示于表Ⅰ内，其中所给出的数值均为 基于物流组成总重量的重量百分数。其组成采用气相色谱测定。

                     表Ⅰ 管道物流  THF      2,3-DHF  2,5-DHF  呋喃   EpB    HCr   HBu   MEK 2         16.00    39.89    38.26    0.60   -      0.07  3.95  0.85 5         -        -        99.32    0.08   0.07   0.36  -     - 10        0.59     94.72    2.31     1.88   -      -     -     - 12        15.33    8.89     70.93    -      0.03   0.02  3.78  0.80  16        15.33    8.83     70.56    0.08   0.04   0.19  3.80  0.81

根据生产系统的进料量和产量，测定四天期间的总物料衡算结果。 所计算的进料量只考虑新鲜2,5-DHF。产量则考虑所取出的所有样 品及2,3-DHF产物。挥发性气体如CO和丙烯则不收集。所计算出 的总物料衡算为进料的98.8％。2,3-DHF的选择性为96.60％。