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制备N－(膦酰基甲基)甘氨酸化合物的反应系统

阅读：418发布：2022-04-15

专利汇可以提供制备N－(膦酰基甲基)甘氨酸化合物的反应系统专利检索，专利查询，专利分析的服务。并且本 发明 一般性涉及制备N－(膦酰基甲基)甘 氨 酸(在 农用化学品 工业还称之为草甘膦)和相关化合物的液相 氧 化方法。本发明例如尤其涉及其中N－(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸(NPMIDA)底物(即，N－(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸，N－(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸的盐或N－(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸的酯)被连续氧 化成 N－(膦酰基甲基)甘氨酸产物(即，N－(膦酰基甲基)甘氨酸，N－(膦酰基甲基)甘氨酸的盐，或N－(膦酰基甲基)甘氨酸的酯)的方法。本发明例如还特别涉及其中N－(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物被氧化成N－(膦酰基甲基)甘氨酸产物，该产物进而在绝热结晶器中结晶(至少部分)的方法。，下面是制备N－(膦酰基甲基)甘氨酸化合物的反应系统专利的具体信息内容。

1、制备N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的方法，该方法包括：
将包含N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料流引入到氧 化反应器系统，
在氧化反应器系统中，在氧化催化剂的存在下将N-(膦酰基甲基) 亚氨基二乙酸底物氧化，生成包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的反应 产物溶液；
将反应产物溶液分为包含初级级分和二级级分的多个级分；
将N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体从初级级分中沉淀出来，形成 包含沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体和初级母液的初级产物淤 浆；和
将N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体从包含在所述二级级分中含有 的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的含水二级结晶原料混合物中沉淀出 来，形成包含沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体和二级母液的二 级产物淤浆。
2、如权利要求1所述的方法，其中将初级级分冷却，以便从初级 级分中沉淀出N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，和将水从含水二级结晶原 料混合物中蒸发出来，以便从含水二级结晶原料混合物中沉淀出N-(膦 酰基甲基)甘氨酸产物晶体。
3、如权利要求2所述的方法，其中在通过降低压力从初级级分中 蒸发出水的同时将初级级分冷却。
4、如权利要求3所述的方法，其中在基本绝热条件下将水从初级 级分中蒸发出来。
5、如权利要求4所述的方法，其中所述蒸发将初级级分冷却到约 45℃到约80℃的温度。
6、如权利要求4所述的方法，其中约5％重量到约30％重量的初级 级分被蒸发。
7、如权利要求4所述的方法，还包括滗析分离初级母液与初级产 物淤浆中的沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体。
8、如权利要求7所述的方法，还包括将与初级产物淤浆中的沉淀 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体滗析分离的初级母液再循环到氧化反 应器系统，用作工艺水的来源。
9、如权利要求8所述的方法，其中将与初级产物淤浆中的沉淀 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体滗析分离的基本所有初级母液再循环 到氧化反应器系统。
10、如权利要求9所述的方法，其中氧化催化剂包含多相催化剂， 该多相催化剂含有沉积在碳载体上的贵金属。
11、如权利要求10所述的方法，其中N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙 酸底物在与氧化催化剂接触的液体反应介质中氧化，并且在液体反应 介质中的氯离子浓度保持在不高于约500重量ppm。
12、如权利要求11所述的方法，其中液体反应介质中的氯离子浓 度保持在不高于300重量ppm。
13、如权利要求12所述的方法，其中液体反应介质中的氯离子浓 度保持在不高于100重量ppm。
14、如权利要求11所述的方法，其中使用N-(膦酰基甲基)亚氨基 二乙酸底物源制备引入到反应器系统的含水原料流，并且氯离子在 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物源中的浓度低于约5000重量ppm， 按干燥基准计。
15、如权利要求14所述的方法，其中氯离子在N-(膦酰基甲基)亚 氨基二乙酸底物源中的浓度低于约3000重量ppm，按干燥基准计。
16、如权利要求15所述的方法，其中氯离子在N-(膦酰基甲基)亚 氨基二乙酸底物源中的浓度低于约2000重量ppm，按干燥基准计。
17、如权利要求16所述的方法，其中氯离子在N-(膦酰基甲基)亚 氨基二乙酸底物源中的浓度低于约1000重量ppm，按干燥基准计。
18、如权利要求4所述的方法，其中所述方法还包括清除二级母液 以便从该方法中除去副产物和杂质。
19、如权利要求18所述的方法，其中从该方法中清除基本所有二 级母液。
20、如权利要求4所述的方法，其中初级级分是反应产物溶液的约 30％到约85％。
21、如权利要求20所述的方法，其中初级级分是反应产物溶液的 约50％到约80％。
22、如权利要求21所述的方法，其中初级级分是反应产物溶液的 约65％到约75％。
23、如权利要求20所述的方法，其中反应器系统包含串联的第一 和第二氧化反应区；
将含水原料流引入到第一氧化反应区；
N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物在第一氧化反应区中被连续氧 化，产生包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物和未反应的N-(膦酰基甲基) 亚氨基二乙酸底物的中间反应混合物；
将中间含水原料流引入到第二氧化反应区，该中间含水原料流包含 在中间反应混合物中获得的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物和未反应的 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物；
N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物在第二氧化反应区中被连续氧 化，生成包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的反应产物溶液；和
将反应产物溶液分为包含初级和二级级分的多个级分。
24、如权利要求23所述的方法，其中氧化催化剂在各氧化反应区 中与液体反应介质接触。
25、如权利要求24所述的方法，其中氧化催化剂包含多相颗粒催 化剂。
26、如权利要求25所述的方法，其中多相颗粒催化剂包含沉积在 颗粒碳载体上的贵金属。
27、权利要求4的方法，其中所述初级级分的蒸发冷却包含：
将含水蒸发原料混合物引入到蒸发区，所述含水原料混合物包含所 述初级级分；
在所述蒸发区中，在固体颗粒N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的存在 下，将水从所述含水蒸发原料混合物中蒸发出来，从而产生包含水蒸 气的蒸气相，从含水液相中沉淀出N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，并产 生包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体及N-(膦酰基甲基)甘氨酸产 物基本饱和或过饱和的初级母液的蒸发产物；和
在所述蒸发区中，保持颗粒N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体与初 级母液的比率大于由蒸发效应逐渐产生的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物 固体与由此逐渐产生的母液的比率。
28、如权利要求27所述的方法，其中将所述蒸发产物分割，以提 供母液相对贫乏的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体级分和N-(膦酰基 甲基)甘氨酸产物固体相对贫乏的初级母液级分。
29、如权利要求28所述的方法，其中在所述蒸发区中保持所述颗 粒N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体与母液的比率包括将在所述固体级 分中获得的固体返回到所述蒸发区或将在所述固体级分中获得的固体 保留在所述区内。
30、如权利要求29所述的方法，包括：
将包含所述初级级分的蒸发原料混合物引入到所述蒸发区的汽/液 分离区，其中压力低于所述混合物的蒸气压，从而使水从蒸发原料混 合物中闪蒸出来，产生了包含水蒸气的蒸气相，并将N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物从液相中沉淀出来，产生了包含在饱和或过饱和母液中的 颗粒N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的第一淤浆流；
将所述蒸气相与所述第一淤浆流分离；
将所述第一淤浆流引入到保留区，在此包含所述母液级分的上层液 与包含沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物和母液的第二淤浆流分离， 所述保留区具有所述第一淤浆的进口，位于所述进口之上的用于所述 上层液的滗析液体出口，以及位于所述进口之上但在滗析液体出口之 下的所述第二淤浆的出口；和
保持将所述第一淤浆引入到所述保留区，所述第二淤浆通过所述第 二淤浆出口排出和所述上层液通过所述滗析液体出口排出的相对速 度，使得在所述第二淤浆出口之下的所述保留区的下部区域中的上向 流速足以保持沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物悬浮在液相中，而在 所述第二淤浆出口之上的所述保留区的上部区域中的上向流速是在下 部区域中的至少80％重量的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物粒子的沉降速 度之下。
31、如权利要求30所述的方法，其中所述第二淤浆流的至少一部 分再循环到所述汽/液分离区。
32、如权利要求31所述的方法，其中所述第二淤浆流的至少一部 分和所述初级级分一起构成引入到所述汽/液分离区的蒸发原料混合 物。
33、如权利要求32所述的方法，其中从所述区的下部区域除去第 三淤浆流。
34、如权利要求33所述的方法，其中所述初级级分流到所述汽/ 液分离区，全部或部分所述第二淤浆流再循环到所述汽/液分离区，所 述上层液从所述滗析液体出口排出，所述第三淤浆流从所述保留区的 下部区域排出，以及携带来自所述第三淤浆所经受的任何固体/液体分 离的物流的任何液体或固体物流返回到所述蒸发区的相对速度，足以 在所述区的下部区域建立一定的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体与母 液的比率，该比率高于通过所述初级级分的蒸发效应逐渐产生的沉淀 的固体N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物与由此逐渐产生的母液的比率。
35、如权利要求34所述的方法，其中控制所述各物流的相对流速， 使得在所述区的下部区域的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体浓度，是 这样的固体和母液混合物，即在没有所述再循环第二淤浆物流的情况 下在所述气/液区中通过或将通过闪蒸所述初级级分产生的固体和母 液混合物的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体浓度的至少约2倍。
36、如权利要求35所述的方法，其中从所述第三淤浆中除去固体， 获得再循环到所述汽/液分离区的再循环液体级分，从而所述蒸发原料 混合物还包含所述再循环液体级分。
37、如权利要求36所述的方法，其中所述初级级分和所述再循环 液体级分在引入到所述汽/液分离区之前与所述第二淤浆流混合。
38、如权利要求37所述的方法，其中将所述二级级分引入到包含 三级氧化反应区的二级反应器系统，在所述二级级分中含有的未反应 的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物在所述三级氧化反应区中转化为 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，产生三级氧化反应混合物，所述二级结 晶原料混合物包含在所述三级氧化反应混合物中含有的N-(膦酰基甲 基)甘氨酸产物。
39、如权利要求37所述的方法，其中控制所述全部物流，包括所 述再循环液体级分的相对流速，使得在所述区的下部区域中的淤浆的 固体含量是至少约12％重量。
40、如权利要求39所述的方法，还包括滗析分离初级母液和初级 产物淤浆中的沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体。
41、如权利要求39所述的方法，还包括将初级母液再循环到所述 氧化反应器系统，作为水源使用。
42、如权利要求39所述的方法，还包括清除二级母液以便从该方 法中除去副产物和杂质。
43、如权利要求39所述的方法，其中所述氧化反应器系统包含至 少两个连续氧化反应区的系列，该方法进一步包括：
将氧化催化剂与反应产物溶液分离；和
将分离的氧化催化剂连续再循环到至少一个氧化反应区。
44、制备N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的方法，该方法包括：
将包含N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料流引入到氧 化反应器系统；
在氧化反应器系统中，在氧化催化剂的存在下将N-(膦酰基甲基) 亚氨基二乙酸底物氧化，产生含有N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的反应 产物溶液；
将N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体从反应产物溶液中沉淀出来， 产生包含沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体和初级母液的初级产 物淤浆；和
将水从初级母液中蒸发出来，从而沉淀出其它的N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物晶体和获得二级母液。
45、如权利要求44所述的方法，其中将反应产物溶液冷却，以从 反应产物溶液中沉淀出N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体。
46、如权利要求45所述的方法，其中在通过降低压力从反应产物 溶液中蒸发出水的同时将反应产物溶液冷却。
47、如权利要求46所述的方法，其中在基本绝热条件下从反应产 物溶液中蒸发水。
48、如权利要求47所述的方法，其中蒸发将反应产物溶液冷却到 约45℃到约80℃的温度。
49、如权利要求47所述的方法，其中约5％重量到约30％重量的反 应产物溶液被蒸发。
50、如权利要求47所述的方法，其中该方法还包括清除二级母液 以便从该方法中去除副产物和杂质。
51、如权利要求50所述的方法，其中从该方法中清除基本所有二 级母液。
52、制备N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的方法，该方法包括：
将包含N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料流引入到包 含一个或多个氧化反应区的初级氧化反应器系统；
在初级氧化反应器系统中将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧 化，产生包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物和未反应的N-(膦酰基甲基) 亚氨基二乙酸底物的反应产物溶液；
将反应产物溶液分为包括初级级分和二级氧化反应器原料级分的 多个级分；
从初级级分中沉淀出N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体，产生包含 沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体和初级母液的初级产物淤浆；
将二级氧化反应器原料级分引入到包含一个或多个氧化反应区的 二级氧化反应器系统；
在二级氧化反应器系统中将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧 化，产生包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的二级氧化反应器流出物； 和
将N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体从二级氧化反应器流出物中沉 淀出来，产生包含沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体和二级母液 的二级产物淤浆。
53、如权利要求52所述的方法，其中将初级级分冷却，以从初级 级分中沉淀出N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体，并由二级氧化反应器 流出物中蒸发出水，以从二级氧化反应器流出物中沉淀出N-(膦酰基 甲基)甘氨酸产物晶体。
54、如权利要求53所述的方法，其中在通过降低压力从初级级分 中蒸发出水的同时将初级级分冷却。
55、如权利要求54所述的方法，其中在基本绝热条件下从初级级 分中蒸发出水。
56、如权利要求52所述的方法，其中初级反应器系统包含串联的 多个氧化反应区。
57、如权利要求56所述的方法，其中在串联的最后一个氧化反应 区之后分割反应产物溶液。
58、如权利要求56所述的方法，其中在串联的最后一个氧化反应 区之前分割反应产物溶液，并在从初级级分中沉淀出N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物晶体之前初级级分经过初级反应器系统中的至少一个另外 的氧化反应区。
59、如权利要求52所述的方法，其中初级反应器系统包含单一氧 化反应区。
60、如权利要求52所述的方法，其中二级氧化反应器系统包含搅 拌釜反应器。
61、如权利要求52所述的方法，其中二级氧化反应器系统包含固 定床反应器。
62、如权利要求61所述的方法，其中固定床反应器采取气体和液 体流同向通过氧化反应区的方式操作。
63、如权利要求61所述的方法，其中固定床反应器以绝热方式操 作。
64、如权利要求52所述的方法，其中二级氧化原料级分在引入到 二级氧化反应器系统之前被冷却。
65、通过氧化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物来制备N-(膦酰基 甲基)甘氨酸产物的方法，该方法包括：
将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物引入到氧化反应区内的液体 反应介质中，氧化反应区在液相中基本反混并含有与液体反应介质接 触的氧化反应催化剂，液体反应介质包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物；
将氧化剂引入到氧化反应区；
在氧化反应区中连续氧化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物，形 成N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物；和
从氧化反应区连续排出包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的反应混 合物流出物。
66、如权利要求65所述的方法，其中催化剂包含悬浮在氧化反应 区内液体反应介质中的多相颗粒催化剂，该催化剂包含沉积在颗粒碳 载体上的贵金属。
67、如权利要求66所述的方法，其中氧化反应区由射流喷嘴环路 反应器提供。
68、如权利要求67所述的方法，其中氧化剂是含O2气体，并通过 射流喷嘴环路反应器的射流喷嘴与含水原料流同时引入到氧化反应 区。
69、如权利要求66所述的方法，其中氧化反应区由流化床反应器 提供。
70、如权利要求66所述的方法，其中氧化反应区由连续搅拌釜反 应器提供。
71、如权利要求70所述的方法，其中颗粒碳载体的粒度分布为使 约95％的催化剂颗粒的最大尺寸为约3到约100μm。
72、如权利要求71所述的方法，其中颗粒催化剂的平均粒度是约 15到约40μm。
73、如权利要求71所述的方法，其中在氧化反应区内的颗粒催化 剂的浓度是约0.1到约10％重量，基于氧化反应区中催化剂和液体反 应介质的总重量。
74、如权利要求70所述的方法，还包括冷却液体反应介质。
75、如权利要求74所述的方法，其中液体反应介质在包含热交换 器的外部热转移循环环路中冷却。
76、如权利要求70所述的方法，其中氧化剂是含O2气体，并喷布 到氧化反应区内的液体反应介质中。
77、如权利要求70所述的方法，其中从氧化反应区排放的反应混 合物流出物基本不含颗粒催化剂，搅拌釜反应器包含内部催化剂过滤 器，以防止颗粒催化剂与反应混合物流出物一起从氧化反应区排出。
78、如权利要求70所述的方法，其中从氧化反应区排出的反应混 合物流出物还包含颗粒催化剂，该方法还包括：
从反应混合物流出物中分离颗粒催化剂，形成包含分离的颗粒催化 剂的催化剂再循环物流；和
将在催化剂再循环物流中含有的至少一部分颗粒催化剂引入到氧 化反应区。
79、如权利要求78所述的方法，其中从催化剂再循环物流中清除 催化剂。
80、如权利要求79所述的方法，其中将新鲜催化剂加入到催化剂 再循环物流中。
81、如权利要求78所述的方法，其中在催化剂过滤器中从反应混 合物流出物中分离颗粒催化剂，形成催化剂再循环物流以及基本没有 颗粒催化剂并包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的滤液。
82、如权利要求81所述的方法，其中采用催化剂过滤器来从反应 混合物流出物中连续分离颗粒催化剂。
83、如权利要求82所述的方法，其中催化剂过滤器是连续交叉流 过滤器。
84、如权利要求82所述的方法，其中催化剂过滤器是连续反冲过 滤器。
85、如权利要求84所述的方法，其中反冲过滤器包含过滤器元件， 并且部分滤液用于反冲过滤器元件和从过滤器元件中除去分离的催化 剂。
86、如权利要求84所述的方法，其中反应混合物流出物还包含溶 解的CO2，反应混合物流出物在引入到催化剂过滤器之前通入闪蒸罐， 以便降低反应混合物流出物的压力和从反应混合物流出物中除去溶解 的CO2。
87、如权利要求84所述的方法，其中在被引入到氧化反应区之前， 在催化剂再循环物流中含有的至少一部分颗粒催化剂被通入催化剂存 储罐。
88、如权利要求87所述的方法，其中催化剂存储罐基本不含O2。
89、如权利要求88所述的方法，好包括将非氧化性气体引入到催 化剂存储罐。
90、如权利要求88所述的方法，其中再循环催化剂在催化剂存储 罐中的停留时间是至少约2分钟。
91、如权利要求81所述的方法，其中滤液包含未反应的N-(膦酰 基甲基)亚氨基二乙酸底物，该方法进一步包括：
将滤液连续引入到第二氧化反应区；
将氧化剂引入到第二氧化反应区；和
在第二氧化反应区中将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物连续氧 化，形成附加的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。
92、如权利要求91所述的方法，其中第二氧化反应区在液相中基 本反混。
93、如权利要求92所述的方法，其中第二氧化反应区由第二搅拌 釜反应器来提供。
94、如权利要求92所述的方法，其中第二氧化反应区由射流喷嘴 环路反应器来提供。
95、如权利要求91所述的方法，其中第二氧化反应区由固定床反 应器来提供。
96、通过氧化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物来制备N-(膦酰基 甲基)甘氨酸产物的方法，该方法包括：
将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物引入到氧化反应区内的液体 反应介质中，液体反应介质包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物和悬浮在 其中的用于氧化反应的颗粒多相催化剂；
将氧化剂引入到氧化反应区；
在氧化反应区内的液体反应介质中连续氧化N-(膦酰基甲基)亚氨 基二乙酸底物，形成N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物；
从所述氧化反应区中连续排放反应混合物流出物，反应混合物流出 物包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物；
从反应混合物流出物中连续分离颗粒催化剂，形成包含分离的催化 剂的催化剂再循环物流；和
将在催化剂再循环物流中含有的至少一部分颗粒催化剂再循环到 所述氧化反应区。
97、如权利要求96所述的方法，其中在引入到所述氧化反应区之 前，在催化剂再循环物流中含有的颗粒催化剂通过至少一个其它的氧 化反应区。
98、如权利要求96所述的方法，其中将在催化剂再循环物流中含 有的颗粒催化剂直接引入到所述氧化反应区。
99、如权利要求96所述的方法，其中在催化剂过滤器中从反应混 合物流出物中分离颗粒催化剂，形成催化剂再循环物流和基本没有颗 粒催化剂且包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的滤液。
100、如权利要求99所述的方法，其中采用催化剂过滤器从反应混 合物流出物中连续分离颗粒催化剂。
101、通过在反应器系统中氧化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物 来制备N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的方法，该方法包括：
将包含N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料流引入到第 一氧化反应区；
将氧化剂引入到第一氧化反应区；
在第一氧化反应区中将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物连续氧 化，形成N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物；
从第一氧化反应区连续排出包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物和未 反应的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的中间反应混合物流出物；
将中间含水原料流连续引入到第二氧化反应区，所述中间含水原料 流包含在中间反应混合物流出物中获得的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物 和未反应的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物；
将氧化剂引入到第二氧化反应区；
在第二氧化反应区中将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物连续氧 化，形成另外的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物；和
从第二氧化反应区中连续排出包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的 反应混合物流出物。
102、如权利要求101所述的方法，其中第一和第二氧化反应区含 有氧化反应催化剂。
103、如权利要求102所述的方法，其中在第一氧化反应区中的催 化剂是多相颗粒催化剂，并且悬浮在包含N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙 酸底物的液体反应介质中。
104、如权利要求103所述的方法，其中第一氧化反应区在液相中 基本反混。
105、如权利要求104所述的方法，其中第一氧化反应区由搅拌釜 反应器来提供。
106、如权利要求104所述的方法，其中第一氧化反应区由射流喷 嘴环路反应器来提供。
107、如权利要求104所述的方法，其中第一氧化反应区由流化床 反应器来提供。
108、如权利要求104所述的方法，其中第二氧化反应区由其中具 有催化剂的固定床来提供。
109、如权利要求102所述的方法，其中在第一和第二氧化反应区 中的催化剂是多相颗粒催化剂，并且悬浮在包含N-(膦酰基甲基)亚氨 基二乙酸底物的液体反应介质中。
110、如权利要求109所述的方法，其中第一和第二氧化反应区在 液相中基本反混。
111、如权利要求110所述的方法，其中引入到第一和第二氧化反 应区的氧化剂是含O2气体，并且第二氧化反应区在气相中基本反混。
112、如权利要求111所述的方法，其中第一和第二氧化反应区分 别由第一和第二连续搅拌釜反应器来提供，搅拌釜反应器含有在液体 反应介质之上的顶空，第二搅拌釜反应器具有适于将气体从顶空吸入 到液体反应介质中的叶轮系统，从而减少吸入到液体反应介质的气体 的氧分压和顶空气体的氧分压之间的差。
113、如权利要求112所述的方法，其中将含O2气体引入到第二搅 拌釜反应器内液体反应介质之上的顶空。
114、如权利要求111所述的方法，其中第一氧化反应区由连续搅 拌釜反应器来提供，第二氧化反应区由射流喷嘴环路反应器来提供。
115、如权利要求110所述的方法，其中第一和第二氧化反应区分 别由第一和第二连续搅拌釜反应器来提供。
116、如权利要求115所述的方法，其中多相颗粒催化剂包含沉积 在颗粒碳载体上的贵金属。
117、如权利要求116所述的方法，其中颗粒碳载体的粒度分布为 使约95％的催化剂粒子的最大尺寸为约3到约100μm。
118、如权利要求117所述的方法，其中颗粒催化剂的平均粒度是 约15到约40μm。
119、如权利要求117所述的方法，其中在第一和第二氧化反应区 内颗粒催化剂的浓度是约0.1到约10％重量，基于在氧化反应区中的 催化剂和液体反应介质的总重量。
120、如权利要求119所述的方法，其中由第二氧化反应区排出的 反应混合物流出物还包含颗粒催化剂，该方法还包括从由第二氧化反 应区排出的反应混合物流出物中分离颗粒催化剂，形成包含分离的催 化剂的催化剂再循环物流。
121、如权利要求120所述的方法，还包括将在催化剂再循环物流 中含有的至少一部分颗粒催化剂引入到第一和第二氧化反应区的至少 一个中。
122、如权利要求121所述的方法，其中在催化剂过滤器中从反应 混合物流出物分离颗粒催化剂，形成催化剂再循环物流及基本没有颗 粒催化剂并包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的滤液。
123、如权利要求122所述的方法，其中采用催化剂过滤器从反应 混合物流出物连续分离颗粒催化剂。
124、如权利要求123所述的方法，其中催化剂过滤器是连续反冲 过滤器。
125、如权利要求124所述的方法，其中反冲过滤器包含过滤器元 件，并且部分滤液用于反冲过滤器元件和由过滤器元件除去分离的催 化剂。
126、如权利要求124所述的方法，其中在催化剂再循环物流中含 有的至少一部分颗粒催化剂在引入到第一和第二氧化反应区中至少之 一之前，通入到催化剂存储罐中。
127、如权利要求126所述的方法，其中催化剂存储罐基本不含O2。
128、如权利要求127所述的方法，还包括将非氧化性气体引入到 催化剂存储罐。
129、如权利要求127所述的方法，其中再循环催化剂在催化剂存 储罐中的停留时间是至少约2分钟。
130、如权利要求121所述的方法，其中在催化剂再循环物流中含 有的至少一部分颗粒催化剂与N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物同时 引入到第一氧化反应区。
131、如权利要求121所述的方法，其中在催化剂再循环物流中含 有的至少一部分颗粒催化剂与在中间含水反应混合物流出物中获得的 未反应的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物同时引入到第二氧化反应 区。
132、如权利要求121所述的方法，其中在催化剂再循环物流中含 有的一部分颗粒催化剂与N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物同时引入 到第一氧化反应区，并且在催化剂再循环物流中含有的另一部分颗粒 催化剂与在中间含水反应混合物流出物中获得的未反应的N-(膦酰基 甲基)亚氨基二乙酸底物同时引入到第二氧化反应区。
133、如权利要求121所述的方法，其中从催化剂再循环物流中清 除催化剂。
134、如权利要求133所述的方法，其中将新鲜催化剂加到催化剂 再循环物流中。
135、如权利要求119所述的方法，其中由第一氧化反应区排出的 中间反应混合物流出物还包含颗粒催化剂。
136、如权利要求135所述的方法，其中引入到第二氧化反应区的 中间含水原料流还包含在中间反应混合物流出物中获得的颗粒催化 剂。
137、如权利要求135所述的方法，还包括：
从由第一氧化反应区排出的中间反应混合物流出物中分离颗粒催 化剂，形成包含分离的催化剂的催化剂再循环物流；和
将在催化剂再循环物流中含有的至少一部分颗粒催化剂与N-(膦 酰基甲基)亚氨基二乙酸底物同时引入到第一氧化反应区。
138、如权利要求137所述的方法，其中在催化剂过滤器中从中间 反应混合物流出物中分离颗粒催化剂，形成催化剂再循环物流及基本 没有颗粒催化剂和包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的滤液，并且引入 到第二氧化反应区的中间含水原料流包含所述滤液。
139、如权利要求138所述的方法，其中由第二氧化反应区排出的 反应混合物流出物还包含颗粒催化剂，该方法进一步包括从由第二氧 化反应区排出的反应混合物流出物中分离颗粒催化剂，形成包含分离 的催化剂的第二催化剂再循环物流。
140、如权利要求139所述的方法，其中在第二催化剂过滤器中从 反应混合物流出物中分离颗粒催化剂，形成第二催化剂再循环物流及 基本不含颗粒催化剂和包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的第二滤液。
141、如权利要求140所述的方法，还包括将第二催化剂再循环物 流含有的至少一部分颗粒催化剂引入到第一和第二氧化反应区的至少 一个中。
142、如权利要求141所述的方法，其中将在第二催化剂再循环物 流中含有的至少一部分颗粒催化剂与在中间反应混合物流出物中获得 的未反应的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物同时引入到第二氧化反 应区中。
143、如权利要求142所述的方法，其中在第一氧化反应区的平均 催化剂龄不同于在第二氧化反应区的平均催化剂龄。
144、如权利要求143所述的方法，其中在第一氧化反应区中的平 均催化剂龄大于在第二氧化反应区中的平均催化剂龄。
145、如权利要求143所述的方法，其中在第一氧化反应区中的平 均催化剂龄小于在第二氧化反应区中的平均催化剂龄。
146、如权利要求140所述的方法，其中采用催化剂过滤器从中间 反应混合物流出物和反应混合物流出物中连续分离颗粒催化剂。
147、如权利要求119所述的方法，还包括冷却第一氧化反应区的 液体反应介质。
148、如权利要求147所述的方法，其中第一氧化反应区的液体反 应介质在与第一搅拌釜反应器相连的包含热交换器的外部热交换循环 环路中冷却。
149、如权利要求147所述的方法，其中第二氧化反应区以绝热方 式操作。
150、如权利要求147所述的方法，进一步包括冷却第二氧化反应 区的液体反应介质。
151、如权利要求150所述的方法，其中第二氧化反应区的液体反 应介质在与第二搅拌釜反应器相连的包含热交换器的外部热交换循环 环路中冷却。
152、如权利要求150所述的方法，其中在第一氧化反应区的液体 反应介质的温度保持在约95℃到约105℃，第二氧化反应区的液体反 应介质的温度保持在约100℃到约105℃。
153、如权利要求119所述的方法，其中在含水原料流中的N-(膦 酰基甲基)亚氨基二乙酸底物浓度是约7％重量到约15％重量。
154、如权利要求153所述的方法，其中氧化剂是含O2气体，并且 将含O2气体喷布到第一和第二氧化反应区内的液体反应介质中。
155、如权利要求154所述的方法，其中对于每摩尔在引入到第一 搅拌釜反应器的含水原料流中的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物， 引入到第一和第二氧化反应区的总氧量是约0.5到约5摩尔O2。
156、如权利要求155所述的方法，其中对于每摩尔在引入到第一 搅拌釜反应器的含水原料流中的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物， 引入到第一和第二氧化反应区的总氧量是约1到约3摩尔O2。
157、如权利要求156所述的方法，其中对于每摩尔在引入到第一 搅拌釜反应器的含水原料流中的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物， 引入到第一和第二氧化反应区的总氧量是约1.5到约2.5摩尔O2。
158、如权利要求156所述的方法，其中在由第二搅拌釜反应器排 出的反应混合物流出物中的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物浓度是 约200到约2000重量ppm。
159、如权利要求158所述的方法，其中在由第二搅拌釜反应器排 出的反应混合物流出物中的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物浓度是 约500到约1500重量ppm。
160、如权利要求159所述的方法，其中在由第二搅拌釜反应器排 出的反应混合物流出物中的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物浓度是 约500到约700重量ppm。
161、如权利要求156所述的方法，其中在第一氧化反应区中N-(膦 酰基甲基)亚氨基二乙酸底物至N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的转化率 是至少约70％。
162、如权利要求161所述的方法，其中在第一氧化反应区中N-(膦 酰基甲基)亚氨基二乙酸底物至N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的转化率 是约80％到约95％。
163、如权利要求162所述的方法，其中将引入到第一和第二氧化 反应区的总氧的约70％到约90％引入到第一搅拌釜反应器。
164、如权利要求154所述的方法，其中含O2气体以使得至少约60 ％的O2在第一氧化反应区中被利用的速度引入到第一氧化反应区。
165、如权利要求164所述的方法，其中含O2气体以使得至少约80 ％的O2在第一氧化反应区中被利用的速度引入到第一氧化反应区。
166、如权利要求165所述的方法，其中含O2气体以使得至少约90 ％的O2在第一氧化反应区中被利用的速度引入到第一氧化反应区。
167、如权利要求154所述的方法，其中含O2气体以使得至少约60 ％的O2在第二氧化反应区中被利用的速度引入到第二氧化反应区。
168、如权利要求167所述的方法，其中含O2气体以使得至少约80 ％的O2在第二氧化反应区中被利用的速度引入到第二氧化反应区。
169、如权利要求168所述的方法，其中含O2气体以使得至少约90 ％的O2在第二氧化反应区中被利用的速度引入到第二氧化反应区。
170、如权利要求119所述的方法，其中在第一搅拌釜反应器中的 液体反应介质的工作体积与在第二搅拌釜反应器中的液体反应介质的 工作体积的比率大于1。
171、如权利要求170所述的方法，其中在第一搅拌釜反应器中的 液体反应介质的工作体积与在第二搅拌釜反应器中的液体反应介质的 工作体积的比率是约1.1到约5。
172、如权利要求119所述的方法，其中在第一搅拌釜反应器中的 停留时间是约10到约30分钟。
173、如权利要求172所述的方法，其中在第二搅拌釜反应器中的 停留时间是约6到约20分钟。
174、如权利要求119所述的方法，其中颗粒催化剂还包含催化剂 表面促进剂，其比例为催化剂的至少约0.05％重量。
175、如权利要求174所述的方法，其中催化剂表面促进剂包含铋、 锡、镉、镁、锰、镍、铝、钴、铅、钛、锑、硒、铁、铼、锌、铈、 锆、碲或锗。
176、如权利要求174所述的方法，还包括将补充促进剂引入到反 应器系统和将它与颗粒催化剂混合。
177、如权利要求176所述的方法，其中将补充促进剂引入到至少 一个氧化反应区内的液体反应介质中。
178、如权利要求177所述的方法，其中将补充促进剂引入到第一 氧化反应区。
179、如权利要求176所述的方法，其中将补充促进剂连续或间歇 引入到反应器系统。
180、如权利要求176所述的方法，其中引入到反应器系统的补充 促进剂增加了颗粒催化剂氧化在N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧 化过程中产生的甲醛或甲酸的活性和/或选择性。
181、如权利要求176所述的方法，其中引入到反应器系统的补充 促进剂增加了催化剂将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧化为 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的活性和/或选择性。
182、如权利要求176所述的方法，其中补充促进剂减少了贵金属 从碳载体上的浸出。
183、如权利要求176所述的方法，其中补充促进剂包含铋、铅、 锗、碲、钛、铜和/或镍。
184、如权利要求183所述的方法，其中补充促进剂包含铋。
185、如权利要求184所述的方法，其中引入到反应器系统的补充 促进剂是铋氧化物、铋氢氧化物、铋氯化物、铋溴化物、铋碘化物、 铋硫化物、铋硒化物、铋碲化物、铋亚硫酸盐、铋硫酸盐、氧铋硫酸 盐、氧铋亚硝酸盐、铋硝酸盐、氧铋硝酸盐、铋和镁的双硝酸盐、铋 亚磷酸盐、铋磷酸盐、铋焦磷酸盐、氧铋碳酸盐、铋高氯酸盐、铋锑 酸盐、铋砷酸盐、铋亚硒酸盐、铋钛酸盐、铋钒酸盐、铋铌酸盐、铋 钽酸盐、铋铬酸盐、氧铋重铬酸盐、氧铋铬酸盐、氧铋和钾的双铬酸 盐、铋钼酸盐、铋和钠的双钼酸盐、铋钨酸盐、铋高锰酸盐、铋锆酸 盐、铋乙酸盐、氧铋丙酸盐、铋苯甲酸盐、氧铋水杨酸盐、铋草酸盐、 铋酒石酸盐、铋乳酸盐、铋柠檬酸盐、铋没食子酸盐、铋焦没食子酸 盐、铋磷化物、铋砷化物、铋酸钠、铋-硫氰酸、铋-硫氰酸的钠盐、 铋-硫氰酸的钾盐、三甲基 、三苯基 、铋氯氧化物或铋碘氧化物的 形式。
186、如权利要求185所述的方法，其中引入到反应器系统的补充 促进剂是铋氧化物形式。
187、如权利要求186所述的方法，其中引入到反应器系统的补充 促进剂是Bi2O3。
188、从包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的起始水溶液中除去水和 使N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物从中结晶的方法，该方法包括：
将含水蒸发原料混合物引入到蒸发区，所述原料混合物包含所述起 始水溶液：
在固体颗粒N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的存在下，在所述蒸发区 中从所述原料混合物中将水蒸发出来，从而产生包含水蒸气的蒸气相， 从含水液相中沉淀出N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，并产生包含N-(膦 酰基甲基)甘氨酸产物固体和N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物基本饱和或 过饱和的母液的蒸发产物；和
在所述蒸发区中保持颗粒N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体与母液 的比率大于由蒸发效应逐渐产生的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体与 由此逐渐产生的母液的比率。
189、如权利要求188所述的方法，其中将所述蒸发产物分成母液 相对贫乏的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体级分和N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物固体相对贫乏的母液级分。
190、如权利要求189所述的方法，其中在所述蒸发区中保持所述 颗粒N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体与母液的比率包括将在所述固体 级分中获得的固体返回到所述蒸发区和将在所述固体级分中获得的固 体保留在所述区内。
191、如权利要求190所述的方法，包括：
将包含所述起始水溶液的蒸发原料混合物引入到所述蒸发区的汽/ 液分离区，其中压力低于所述混合物的蒸气压，从而使水从蒸发原料 混合物中闪蒸出来，产生了包含水蒸气的蒸气相，并将N-(膦酰基甲 基)甘氨酸产物从液相中沉淀出来，产生了包含在饱和或过饱和母液中 的颗粒N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的第一淤浆流；
将所述蒸气相与所述第一淤浆流分离；
将所述第一淤浆流引入到保留区，在此包含所述母液级分的上层液 与包含沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物和母液的第二淤浆流分离， 所述保留区具有所述第一淤浆的进口，位于所述进口之上的用于所述 上层液的滗析液体出口，以及位于所述进口之上但在滗析液体出口之 下的所述第二淤浆的出口；和
保持将所述第一淤浆引入到所述保留区，所述第二淤浆通过所述第 二淤浆出口排出和所述上层液通过所述滗析液体出口排出的相对速 度，使得在所述第二淤浆出口之下的所述保留区的下部区域中的上向 流速足以保持沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物悬浮在液相中，而在 所述第二淤浆出口之上的所述保留区的上部区域中的上向流速是在下 部区域中的至少80％重量的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物粒子的沉降速 度之下。
192、如权利要求191所述的方法，其中将所述第二淤浆物流的至 少一部分引入到所述汽/液分离区。
193、如权利要求192所述的方法，其中所述第二淤浆物流的至少 一部分和所述起始水溶液一起构成了引入到所述汽/液分离区的蒸发 原料混合物。
194、如权利要求193所述的方法，其中将所述起始水溶液和所述 第二淤浆物流在引入到所述汽/液分离区之前混合。
195、如权利要求193所述的方法，其中从所述区的下部区域除去 第三淤浆物流。
196、如权利要求195所述的方法，其中所述第三淤浆物流通过与 所述第二淤浆出口分开的淤浆出口从所述下部区域除去。
197、如权利要求195所述的方法，其中通过将所述第二淤浆物流 分为再循环物流和所述第三淤浆物流而获得所述第三淤浆物流。
198、如权利要求195所述的方法，其中所述起始水溶液流到所述 汽/液分离区，全部或部分所述第二淤浆流再循环到所述汽/液分离区， 所述上层液从所述滗析液体出口排出，所述第三淤浆流从所述保留区 的下部区域排出，以及携带来自所述第三淤浆可能经受的任何固体/ 液体分离的物流的任何液体或固体物流返回到所述蒸发区的相对速 度，足以在所述区的下部区域建立一定的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物 固体与母液的比率，该比率高于通过蒸发效应逐渐产生的沉淀的固体 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物与由此逐渐产生的母液的比率。
199、如权利要求198所述的方法，其中控制所述各物流的相对流 速，使得在所述区的下部区域的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体浓度， 是这样的固体和母液混合物，即在没有所述再循环第二淤浆物流的情 况下在所述汽/液区中通过或将通过闪蒸所述起始水溶液产生的固体 和母液混合物的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体浓度的至少约2倍。
200、如权利要求199所述的方法，其中从所述第三淤浆中除去固 体，产生再循环到所述汽/液分离区的再循环液体级分，从而所述蒸发 原料混合物进一步包含所述再循环液体级分。
201、如权利要求200所述的方法，其中所述起始水溶液和所述再 循环液体级分在引入到所述汽/液分离区之前与所述第二淤浆物流混 合。
202、如权利要求201所述的方法，其中控制全部所述物流，包括 所述再循环液体级分的相对流速，使得在所述区的下部区域中的淤浆 固体含量为至少约12％重量。
203、如权利要求201所述的方法，其中控制所述各物流的相对流 速，使得从所述第三淤浆除去的固体具有至少约200μm的中值立方加 权粒度。
204、如权利要求201所述的方法，其中控制所述各物流的相对流 速，使得从所述第三淤浆中除去的固体具有不高于约0.09m2/g的BET 表面积。
205、如权利要求203所述的方法，其中在所述下部区域中的上向 流速是其中含有的至少80％重量固体的沉降速度的至少4倍，并且在 该区的上部区域中的上向流速小于所述第二淤浆中至少80％重量固体 的沉降速度的四分之一。
206、如权利要求199所述的方法，其中所述原料混合物包含N-(膦 酰基甲基)甘氨酸产物在N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物过饱和的含水液 相中的淤浆，所述原料混合物沿在所述第二淤浆出口和进到所述汽/ 液分离区的进口之间的再循环路径流动，没有显著的轴向反混。
207、如权利要求206所述的方法，其中在所述原料混合物中含有 的固体的表面积足以产生中值立方加权粒度为至少约200μm的结晶 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。
208、如权利要求207所述的方法，其中以在所述再循环路径内任 何位置的含水液相中N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物浓度和在该位置的含 水液相中N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的饱和浓度之间的差表示的过饱 和度最高不大于约0.7％重量，基于含水液相。
209、如权利要求207所述的方法，其中以在整个所述再循环路径 中含水液相的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物浓度和含水液相的N-(膦酰 基甲基)甘氨酸产物饱和浓度之间的差表示的积分平均过饱和度不大 于约0.5％重量，基于含水液相。
210、如权利要求207所述的方法，其中以在整个所述再循环路径 中含水液相的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物浓度和含水液相的N-(膦酰 基甲基)甘氨酸产物饱和浓度之间的差表示的积分平均过饱和度，比提 供相同的参照蒸发器每单位工作体积结晶生产能力所需的过饱和度低 至少0.2％，其中所述参照蒸发器由完全反混蒸发区组成，在蒸发区中 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体与母液的比率等于由蒸发效应逐渐产 生的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体与由此逐渐产生的母液的比率。
211、如权利要求199所述的方法，其中所述第二淤浆再循环到所 述汽/液分离区的速度是所述上层液从所述滗析液体出口排出速度的 至少约20倍。
212、如权利要求191所述的方法，其中所述汽/液分离区位于所述 保留区的下部区域和上部区域之间的界面之上，并且与所述上部区域 隔离，所述汽/液分离区经引流管与所述保留区的下部区域保持流体流 联系，以便所述第一淤浆从所述分离区流到所述下部区域。
213、如权利要求191所述的方法，其中该方法以基本没有到达或 离开所述汽/液分离区、所述保留区、所述原料混合物或所述第二淤浆 的热传递的情况下操作。
214、如权利要求191所述的方法，其中在蒸发时N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物的沉淀主要由蒸发区中含水液相的冷却造成。
215、如权利要求191所述的方法，包括：
从所述保留区的下部区域除去蒸发产物淤浆；
对所述蒸发产物淤浆进行固/液分离，获得母液相对贫乏的N-(膦 酰基甲基)甘氨酸产物固体级分和N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体相 对贫乏的母液级分；和
将在所述固体级分中获得的固体返回到所述蒸发区或将在所述固 体级分中获得的固体保留在所述区内，从而在所述蒸发区保持颗粒 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体与母液的比率超过通过蒸发产生的 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体与由此产生的母液的比率。
216、用于从包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的起始水溶液中除去 水和使N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物从中结晶的方法，该方法包括：
将包含所述起始水溶液的蒸发原料混合物引入到汽/液分离区，其 中压力低于所述混合物的蒸气压，从而使水从蒸发原料混合物中闪蒸 出来，产生了包含水蒸气的蒸气相，并使N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物 在剩余液相中的浓度增加到超过N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物溶解度的 浓度，从而N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物从液相中沉淀出来，产生了包 含在饱和或过饱和母液中的颗粒N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的第一淤 浆物流；
将所述蒸气相与所述第一淤浆物流分离；
将所述第一淤浆物流引入到滗析区，在该区中，包含所述母液级分 的上层液与包含沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物和母液的第二淤浆 物流分离，所述滗析区具有所述第一淤浆的进口，位于所述进口之上 的用于所述上层液的滗析液体出口，以及垂直位于所述进口之上但在 所述上层液出口之下的所述第二淤浆的出口；和
保持将所述第一淤浆引入到所述滗析区，所述第二淤浆通过所述第 二淤浆出口排出和所述上层液通过所述滗析液体出口排出的相对速 度，使得在所述第二淤浆出口之下的所述滗析区的下部区域中的上向 流速足以保持沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物悬浮在液相中，而在 所述第二淤浆出口之上的所述滗析区的上部区域中的上向流速是在下 部区域中的至少80％重量的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物粒子的沉降速 度之下。
217、从包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的起始水溶液中除去水和 使N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物从中结晶的方法，该方法包括：
将含水蒸发原料混合物引入到蒸发区，所述原料混合物包含所述起 始水溶液；
在固体颗粒N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的存在下在所述蒸发区中 将水从所述原料混合物中蒸发出来，从而产生包含水蒸气的蒸气相， 从含水液相中沉淀出N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，并产生包含N-(膦 酰基甲基)甘氨酸产物固体和N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物基本饱和或 过饱和的母液的蒸发产物；
将所述蒸发产物分成母液相对贫乏的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物 固体级分和N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体相对贫乏的母液级分；和
在所述蒸发区中保持颗粒N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体与母液 的比率大于由蒸发效应逐渐产生的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体与 由此逐渐产生的母液的比率。
218、制备N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的方法，包括：
将包含N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料混合物引入 到液体反应介质中；
在所述含水液体反应介质中催化氧化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙 酸底物，从而获得包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的反应混合物；
将包含在所述反应混合物中产生的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的 初级结晶原料混合物冷却，从而使N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物沉淀和 产生包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的初级母液；
从所述初级母液中分离沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物；和
将初级母液再循环并将它引入到所述液体反应介质中，在那里 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物被氧化为N-(膦酰基甲基)甘氨酸 产物。
219、如权利要求128所述的方法，其中将所述反应混合物分为初 级级分和二级级分，所述初级结晶原料混合物包含在所述初级级分中 获得的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。
220、如权利要求219所述的方法，其中从包含在所述二级级分中 获得的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的二级结晶器原料混合物中结晶出 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，从而产生包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产 物和所述氧化反应的副产物的二级母液。
221、如权利要求220所述的方法，其中将包含在所述二级级分中 获得的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物和其中含有的未反应的N-(膦酰基 甲基)亚氨基二乙酸底物的含水二级反应器原料混合物引入到二级氧 化反应区，在那里，未反应的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物被氧 化，生成含有附加的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的二级氧化反应混合 物，所述二级结晶器原料混合物包含所述二级氧化反应混合物。
222、如权利要求221所述的方法，其中所述二级氧化反应区包含 含有氧化催化剂的固定床。
223、如权利要求220所述的方法，其中N-(膦酰基甲基)甘氨酸产 物从所述初级结晶原料混合物中结晶的过程包含所述初级原料混合物 的蒸发冷却。
224、如权利要求223所述的方法，其中在蒸发冷却过程中除去占 所述初级结晶原料混合物的约5％至约30％重量的水。
225、如权利要求223所述的方法，其中所述蒸发冷却以基本绝热 方式进行。
226、如权利要求224所述的方法，其中所述N-(膦酰基甲基)甘氨 酸产物从所述二级结晶原料混合物中结晶的过程包含热驱动蒸发结 晶。
227、如权利要求218所述的方法，其中N-(膦酰基甲基)亚氨基二 乙酸底物在初级氧化反应区的所述含水液体反应介质中被氧化，从而 生成初级氧化产物，该方法进一步包括：
将所述初级氧化产物分为完成反应原料混合物和初级结晶级分，所 述含水结晶原料混合物包含所述初级结晶级分；
将所述完成反应原料混合物引入到完成反应区；和
将在所述完成反应原料混合物中含有的残留N-(膦酰基甲基)亚氨 基二乙酸底物催化氧化为N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，获得最终反应 混合物。
228、如权利要求227所述的方法，其中所述初级氧化产物含有约 0.5至约2％重量的未反应的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸。
229、如权利要求228所述的方法，其中对包含在所述最终反应混 合物中获得的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的二级结晶器原料混合物进 行热驱动蒸发结晶，从而沉淀出N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物和产生包 含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物和N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物 氧化副产物的二级母液。
230、如权利要求218所述的方法，其中N-(膦酰基甲基)亚氨基二 乙酸底物在贵金属/碳催化剂的存在下连续氧化。
231、制备N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的方法，包括：
将包含N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料混合物引入 到包含一个或多个催化反应区的催化反应器系统，
在所述催化反应器系统中，将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物 催化氧化成N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，生成产物混合物；
将所述产物混合物分为初级级分和二级级分；
将N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物从所述初级级分中结晶出来，获得 固体N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物级分和初级母液；
将初级母液再循环，用作制备所述原料混合物的水源。
232、如权利要求231所述的方法，其中基本全部所述初级母液再 循环，作为制备所述原料混合物的水源。
233、如权利要求231所述的方法，其中N-(膦酰基甲基)甘氨酸通 过蒸发结晶从所述初级级分中结晶出来。
234、如权利要求233所述的方法，其中另外的N-(膦酰基甲基)甘 氨酸从所述二级级分中结晶出来，从而产生二级母液。
235、如权利要求234所述的方法，其中N-(膦酰基甲基)甘氨酸通 过蒸发结晶从所述二级级分中结晶出来。
236、如权利要求235所述的方法，其中N-(膦酰基甲基)甘氨酸通 过以基本绝热方式进行的蒸发结晶从所述初级级分中结晶出来。
237、如权利要求235所述的方法，其中将所述原料混合物连续引 入到所述反应器系统，所述系统内的反应区就其中的液相而言基本反 混，反应放热用于将原料混合物的内容物加热到在所述反混反应区中 占主导的反应温度。
238、如权利要求237所述的方法，其中所述反应的催化剂包含贵 金属，并且可有效将选自甲醛和甲酸的C1副产物氧化，所述C1副产物 的氧化进一步有助于加热所述含水原料混合物的内容物。
239、如权利要求231所述的方法，其中N-(膦酰基甲基)亚氨基二 乙酸在包含贵金属的多相催化剂的存在下氧化，小部分贵金属在所述 催化氧化反应器系统中从所述催化剂中被浸出，在所述初级级分中含 有的浸出贵金属在所述初级母液中返回到所述催化反应器系统。
240、如权利要求239所述的方法，其中在所述再循环初级母液中 含有的浸出贵金属抑制了在所述催化反应器系统中贵金属从催化剂中 进一步浸出。
241、如权利要求239所述的方法，其中在所述再循环母液中含有 的部分浸出的贵金属在所述催化反应器系统中再沉积在所述多相催化 剂的表面上。
242、用于催化氧化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物以生成 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的连续方法，该方法包括：
将包含含有N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料流的液 相原料流引入到初级氧化反应区，初级氧化反应区包含含氧化催化剂 的初级固定床；
将氧化剂引入到初级氧化反应区；
在初级氧化反应区中，将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物连续 氧化成N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，从而形成包含N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物和未反应的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的初级反应 混合物；
从初级氧化反应区排出初级反应混合物；和
将所述反应混合物和所述含水原料流间的单位重量显热含量差保 持在低于每单位重量的含水原料流在反应区中产生的放热反应热。
243、如权利要求242所述的方法，其中将所述反应混合物和所述 含水原料流间的单位重量显热含量差保持在低于每单位重量的含水原 料流在反应区中产生的放热反应热的措施包括，通过将热间接传递到 流经在所述床内或与所述床接触的导管的传热流体或工艺流体而冷却 所述固定床。
244、如权利要求242所述的方法，其中将所述反应混合物和所述 含水原料流间的单位重量显热含量差保持在低于每单位重量的含水原 料流在反应区中产生的放热反应热的措施包括，将包含在反应中产生 的N-(膦酰基甲基)甘氨酸的再循环级分引入到所述床中，其中所述再 循环级分已在所述固定床的外部被冷却。
245、如权利要求244所述的方法，包括：
将初级反应混合物分为初级产物级分和初级反应器循环级分；
让初级反应混合物或初级反应器再循环级分通过热交换器，以便除 去N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的氧化热；和
将初级反应器再循环级分返回到初级氧化反应区。
246、如权利要求245所述的方法，其中在将所述初级反应混合物 分割之前，使所述初级反应混合物通过所述热交换器。
247、如权利要求245所述的方法，其中初级反应器再循环级分的 体积流速与初级产物级分的体积流速的比率为至少约0.5∶1。
248、如权利要求247所述的方法，其中初级反应器再循环级分的 体积流速与初级产物级分的体积流速的比率为约1∶1到约10∶1。
249、如权利要求244所述的方法，其中将含水原料流和初级反应 器再循环级分混合，获得合并的进口物流，引入到氧化反应区的液相 原料流包含所述合并的进口原料流。
250、如权利要求249所述的方法，其中含水原料流包含N-(膦酰 基甲基)亚氨基二乙酸底物在N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物基本 饱和的水溶液中的淤浆，并且初级反应器再循环级分具有比含水原料 流更低的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物含量，从而通过将含水原 料流与初级反应器再循环级分混合获得的合并的进口物流在初级固定 床的液体进口区域中占主导的条件下基本不含N-(膦酰基甲基)亚氨基 二乙酸底物固体。
251、如权利要求250所述的方法，其中含水原料流包含含有约8 至约15％重量的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的淤浆，初级反应 器再循环级分包含含有约0.5至约5％重量的N-(膦酰基甲基)亚氨基二 乙酸底物的溶液。
252、如权利要求242所述的方法，进一步包括：
将包含至少一部分初级产物级分的第二反应器原料混合物引入到 第二氧化反应区，第二氧化反应区包含含有氧化催化剂的第二固定床；
将氧化剂引入到第二氧化反应区中；和
在第二氧化反应区中将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物和副产 物C1化合物连续氧化，生成含有N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的第二反 应产物混合物。
253、如权利要求252所述的方法，其中在含水原料流中含有的至 少95％的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物在初级和第二氧化反应 区中被氧化。
254、如权利要求253所述的方法，其中在含水原料流中含有的至 少98％的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物在初级和第二氧化反应 区中氧化。
255、如权利要求242所述的方法，其中在初级氧化反应区中的初 级固定床含有贵金属/碳催化剂。
256、如权利要求255所述的方法，其中在初级氧化反应区中的初 级固定床含有无贵金属的碳催化剂。
257、如权利要求256所述的方法，进一步包括：
将第二反应混合物的至少一部分引入到包含含有氧化催化剂的固 定床的第三氧化反应区；
将氧化剂引入到第三氧化反应区；和
在第三氧化反应区中将副产物C1化合物连续氧化，生成含有N-(膦 酰基甲基)甘氨酸产物的第三反应产物混合物。
258、如权利要求257所述的方法，进一步包括在第三氧化反应区 中将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧化。
259、如权利要求257所述的方法，其中在第三氧化反应区中的固 定床含有贵金属/碳催化剂，在第三氧化反应区中的反应包括催化氧化 在第二反应混合物中保留的C1化合物。
260、如权利要求257所述的方法，其中液相反应混合物以基本活 塞流和在基本没有所述第三反应产物混合物再循环或从中分出其它流 出物的情况下通过第三固定床。
261、如权利要求260所述的方法，其中第三氧化反应区在基本没 有液相反应混合物反混的情况下操作。
262、如权利要求255所述的方法，其中在初级氧化反应区中的固 定床含有贵金属/碳催化剂，C1化合物在初级氧化反应区中被氧化。
263、如权利要求252所述的方法，其中液相反应混合物以基本活 塞流和在基本没有所述第二反应产物混合物再循环或从中分出其它流 出物的情况下通过第二固定床。
264、如权利要求252所述的方法，其中第二氧化反应区在基本没 有液相反应混合物反混的情况下操作。
265、如权利要求252所述的方法，进一步包括将在第二氧化反应 区中产生的反应热传递到冷却流体中。
266、如权利要求252所述的方法，其中第二氧化反应区以基本绝 热方式操作。
267、如权利要求242所述的方法，其中氧化剂是含O2气体，并且 在初级氧化反应区中的液相流路上的积分平均氧分压是至少约 50psia。
268、如权利要求267所述的方法，其中在初级氧化反应区中的液 相流路上的积分平均氧分压是至少约100psia。
269、如权利要求267所述的方法，其中在反应器气体出口处的气 相的氧浓度是约20％至约30％体积。
270、如权利要求267所述的方法，其中在初级氧化反应区中的氧 利用率是约50％至约95％。
271、如权利要求242所述的方法，其中在经过初级氧化反应区的 液相流路上的积分平均液相温度是约80℃至约130℃。
272、如权利要求242所述的方法，其中在经过初级氧化反应区的 液相流路上的积分平均液相温度是约105℃至约120℃。
273、如权利要求242所述的方法，其中催化剂表面积与在初级固 定床中的液相反应混合物的体积的比率是约100到约6000m2/cm3。
274、如权利要求273所述的方法，其中催化剂表面积与在初级固 定床中的液相反应混合物的体积的比率是约200到约2000m2/cm3。
275、如权利要求242所述的方法，其中氧化剂是含O2气体，且液 相和气相同向流经初级固定床。
276、如权利要求242所述的方法，其中氧化剂是含O2气体，且液 相和气相反向流经初级固定床。
277、如权利要求242所述的方法，其中在初级固定床内的催化剂 活性沿经过反应器的液相流路变化，在相对于液相流的方向的初级固 定床的上游部分中的催化剂活性低于下游部分中的催化剂活性。
278、用于催化氧化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物以生成 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的方法，该方法包括：
将包含N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料流引入到系 列氧化反应区的第一个，系列氧化反应区的每一个包含氧化催化剂；
在第一氧化反应区中将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧化， 产生中间氧化反应产物；
将中间氧化反应产物引入到包含含有贵金属/碳催化剂的固定床的 第二氧化反应区；和
在第二氧化反应区中氧化副产物甲醛和/或甲酸。
279、如权利要求278所述的方法，其中第一和第二氧化反应区包 含连续氧化反应区，含水原料流连续或间歇引入到第一氧化反应区， 中间氧化产物连续或间歇从第一氧化反应区中排出并连续或间歇引入 到第二氧化反应区。
280、如权利要求279所述的方法，其中中间氧化反应产物在引入 到第二氧化反应区之前被冷却。
281、如权利要求280所述的方法，其中各氧化反应区包含含有用 于将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧化为N-(膦酰基甲基)甘氨 酸产物的催化剂的固定床，除了该系列最后一个以外的每一个氧化反 应区都产生了中间反应产物，所述产物被引入到该系列中的下一个氧 化反应区，而包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的最终反应产物从最后 一个氧化反应区排出。
282、如权利要求281所述的方法，其中该系列包含两个以上氧化 反应区，从前两个氧化反应区的每一个排出的中间反应混合物在引入 到下一个氧化反应区之前被冷却。
283、如权利要求282所述的方法，其中中间反应混合物在引入到 下一个氧化反应区之前被冷却。
284、如权利要求282所述的方法，其中所述含水原料混合物含有 至少约15％重量的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸的水溶性盐，按酸当 量基准计，并且所述最终反应混合物含有至少约12％重量的N-(膦酰基 甲基)甘氨酸的水溶性盐，按酸当量基准计。
285、如权利要求284所述的方法，其中所述含水原料混合物含有 至少约25％重量的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸的水溶性盐，按酸当 量基准计，并且所述最终氧化反应混合物含有至少约20％重量的N-(膦 酰基甲基)甘氨酸的水溶性盐，按酸当量基准计。
286、如权利要求285所述的方法，其中所述含水原料混合物含有 至少约35％重量的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸的水溶性盐，按酸当 量基准计，并且所述最终氧化反应混合物含有至少约28％重量的N-(膦 酰基甲基)甘氨酸的水溶性盐，按酸当量基准计。
287、如权利要求284所述的方法，其中最终氧化反应通过除去其 中的水来浓缩。
288、如权利要求287所述的方法，其中将所述最终反应混合物引 入到闪蒸区，闪蒸区中压力低于所述最终氧化反应混合物在其从所述 系列反应器的最后一个排出时的温度下的蒸气压。
289、如权利要求278所述的方法，其中第一氧化反应区包含在连 续搅拌釜反应器内的基本反混氧化反应区。
290、用于催化氧化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物以生成 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的连续方法，该方法包括：
将含有N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料流引入到包 含含有氧化催化剂的固定床的氧化反应区中；
将含O2气体引入到氧化反应区；和
在氧化反应区中将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物连续氧化为 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，从而产生包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产 物的氧化反应混合物，固定床中的液相的质量流率与气相的质量流率 比是约20至约800。
291、用于催化氧化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物以生成 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的连续方法，该方法包括：
将含有N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料流引入到包 含含有氧化催化剂的固定床的氧化反应区中；
将含O2气体引入到氧化反应区；和
在氧化反应区中将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物连续氧化为 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，从而获得包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产 物的氧化反应混合物，在固定床中的液相滞留量与总床体积的体积比 是约0.1至约0.5。
292、用于催化氧化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物以生成 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的连续方法，该方法包括：
将含有N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料流引入到包 含含有氧化催化剂的固定床的氧化反应区；
将含O2气体引入到氧化反应区；和
在氧化反应区中将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物连续氧化为 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，从而获得包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产 物的氧化反应混合物，在固定床的液体出口处的氧分压不高于约 100psia。
293、如权利要求292所述的方法，其中在固定床液体出口处的氧 分压是约10至约50psia。
294、用于催化氧化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物以生成 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的连续方法，该方法包括：
将含有N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料流引入到包 含含有氧化催化剂的固定床的氧化反应区；
将含O2气体引入到氧化反应区；和
在氧化反应区中将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物连续氧化为 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，从而获得包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产 物的氧化反应混合物，在液相中N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物浓 度低于约0.1ppm的固定床的任意位置，氧分压不高于约50psia。
295、如权利要求294所述的方法，其中在液相中N-(膦酰基甲基) 亚氨基二乙酸底物浓度低于约0.2ppm的固定床的任何位置，氧分压不 高于约50psia。
296、用于催化氧化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物以生成 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的连续方法，该方法包括：
将含有N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料流引入到包 含含有氧化催化剂的固定床的氧化反应区，固定床中催化剂表面积与 液体滞留量的比是约100到约6000m2/cm3；
将氧化剂引入到氧化反应区；和
在氧化反应区中将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物连续氧化为 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，从而获得包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产 物的氧化反应混合物。
297、如权利要求296所述的方法，其中固定床中催化剂表面积与 液体滞留量的比率是约200至约2000m2/cm3。
298、如权利要求297所述的方法，其中固定床中催化剂表面积与 液体滞留量的比率是约400至约1500m2/cm3。
299、如权利要求297所述的方法，其中催化剂包含负载在碳上的 铂，并且在催化剂上的铂载量低于在利用Pt/C淤浆催化剂的连续搅拌 釜反应器中在相同的温度下提供等同生产率所需载量的70％，所述生 产率以磅N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物/(小时·磅催化剂)表示。
300、如权利要求297所述的方法，其中催化剂包含含有少于3％重 量铂的铂/碳催化剂。
301、如权利要求296所述的方法，其中沿固定床中的液体流路的 积分平均氧分压为至少约50psia。
302、如权利要求296所述的方法，其中在固定床中液相的积分平 均温度是约80℃至约130℃。
303、如权利要求296所述的方法，在液相中N-(膦酰基甲基)亚氨 基二乙酸底物浓度低于约0.1ppm的固定床的任意位置，氧分压不高于 约50psia。
304、如权利要求297所述的方法，其中在液相中N-(膦酰基甲基) 亚氨基二乙酸底物浓度低于约0.2ppm的固定床的任意位置，氧分压不 高于约50psia。
305、如权利要求296所述的方法，其中在氧化反应区中的氧利用 率是在约50％和约95％之间。
306、用于催化氧化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物以生成 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的连续方法，该方法包括：
将含有N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料流引入到包 含含有氧化催化剂的固定床的氧化反应区；
将含O2气体引入到氧化反应区；和
在氧化反应区中将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物连续氧化为 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，从而获得包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产 物的氧化反应混合物，在固定床中沿液体流路的积分平均氧分压是至 少约50psia，并且在固定床中的液相的积分平均温度是约80℃至约 130℃。
307、如权利要求306所述的方法，其中在固定床中沿液体流路的 积分平均氧分压是至少约100psia，并且在固定床中的液相的积分平 均温是约105℃至约120℃。
308、如权利要求306所述的方法，其中在固定床液体出口处的氧 分压不高于约100psia。
309、如权利要求306所述的方法，其中在液相中N-(膦酰基甲基) 亚氨基二乙酸底物浓度低于约0.1ppm的床的任意位置，氧分压不高于 约50psia。
310、用于催化氧化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物以生成 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的连续方法，该方法包括：
将含有N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料流引入到氧 化反应区，该氧化反应区包含含有氧化催化剂体和用于促进气/液传质 的其它措施的固定床；
将含O2气体引入到氧化反应区；和
在氧化反应区中，将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物连续氧化 为N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，从而获得包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸 产物的氧化反应混合物。
311、如权利要求310所述的方法，其中所述促进气/液传质的其它 措施包含惰性填料。
312、如权利要求311的方法，其中所述填料起催化剂的稀释剂的 作用，从而调控催化剂床的活性。
313、如权利要求312所述的方法，其中在流体流动方向，催化剂 床的活性随在所述方向中催化剂体的表面积与惰性填料的表面积的比 率的变化而变化。
314、如权利要求311所述的方法，其中所述惰性填料选自环状、 鞍状和结构填料。
315、用于催化氧化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物以生成 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的连续方法，该方法包括：
将包含含有N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料混合物 的液相原料流引入到初级氧化反应区，该初级氧化反应区包含含有氧 化催化剂的固定床；
将氧化剂引入到初级氧化反应区；
在初级氧化反应区中，将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物连续 氧化为N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，从而产生包含初级反应混合物的 液相出口物流，所述初级反应混合物含有N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物 和未反应的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物；和
从初级氧化反应区排出液相出口物流；所述液相原料流引入速度和 所述液相出口物流排出速度应使得所述固定床中基于总床体积的液相 时空速度是约0.5hr-1至约20hr-1。
316、如权利要求315所述的方法，其中在所述固定床中的液相时 空速度是约3hr-1至约20hr-1。
317、如权利要求315所述的方法，其中在所述固定床内N-(膦酰 基甲基)亚氨基二乙酸底物至N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的转化率为 至少约50％。
318、如权利要求315所述的方法，其中所述液相时空速度是约 0.5hr-1至约5hr-1，并且在所述固定床内N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙 酸底物至N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的转化率为至少约95％。
319、如权利要求315所述的方法，其中在所述初级氧化反应混合 物中的残留N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物不高于约0.2ppm。
320、如权利要求319所述的方法，其中所述含水原料混合物含有 至少约15％重量的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸的水溶性盐，按酸当 量基准计，并且其中产生的最终反应混合物含有至少约12％重量的 N-(膦酰基甲基)甘氨酸的水溶性盐，按酸当量基准计，所述最终氧化 反应混合物包含所述初级氧化反应混合物，初级产物包含所述初级氧 化反应混合物的一部分，或通过将所述初级反应混合物或所述初级产 物级分引入到包含一个或多个另外的反应区的二级反应系统，以便进 一步将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧化为N-(膦酰基甲基)甘 氨酸产物和/或氧化甲醛或甲酸而获得的其它反应混合物。
321、如权利要求320所述的方法，其中所述含水原料混合物含有 至少约25％重量的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸的水溶性盐，按酸当 量基准计，和所述最终氧化反应混合物含有至少约20％重量的N-(膦酰 基甲基)甘氨酸的水溶性盐，按酸当量基准计。
322、如权利要求321所述的方法，其中所述含水原料混合物含有 至少约35％重量的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸的水溶性盐，按酸当 量基准计，和所述最终氧化反应混合物含有至少约28％重量的N-(膦酰 基甲基)甘氨酸的水溶性盐，按酸当量基准计。
323、如权利要求320所述的方法，其中最终氧化反应混合物通过 从中除去水来浓缩。
324、如权利要求323所述的方法，其中将所述最终反应混合物引 入到闪蒸区，其中压力低于所述最终氧化混合物在其排出所述初级反 应器或所述二级反应系统的温度下的蒸气压。
325、如权利要求323所述的方法，其中从所述最终氧化反应产物 中除去水，产生含有按酸当量基准计至少约40％重量的N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物水溶性盐的浓缩溶液。
326、如权利要求325所述的方法，其中从所述最终氧化反应产物 中除去水，产生含有按酸当量基准计至少约40％重量的N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物水溶性盐的浓缩溶液。
327、如权利要求315所述的方法，其中来自所述初级反应区的所 述液相出口物流的温度保持低于参照的自生绝热反应温度，该温度是 在没有任何保持较低出口温度的措施的情况下由所述初级反应混合物 吸收在所述初级反应区中产生的反应热而产生的温度。
328、如权利要求327所述的方法，其中将所述液相出口物流的温 度保持在所述参照温度以下的措施包括，通过将热间接传递到流经在 所述床内或与所述床接触的导管的冷却流体，包括传热流体或工艺流 体而冷却所述固定床。
329、如权利要求328所述的方法，其中将所述固定床设置在壳管 式热交换器的壳侧或管侧，所述冷却流体经过交换器的另一侧。
330、如权利要求329所述的方法，其中所述固定床包含分开设置 在壳管式热交换器的管中的多组分床，所述含水原料混合物和氧化剂 分布在所述组分床中，以便在其中将所述N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙 酸底物转化为所述N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，所述冷却流体流经所 述热交换器的壳侧。
331、如权利要求329所述的方法，其中所述固定床包含在壳管式 热交换器的壳内。
332、如权利要求327所述的方法，其中所述固定床包含贵金属/ 碳催化剂，并且液相反应混合物以基本活塞流方式通过所述热交换器 内的固定床，从而促进副产物甲醛和/或甲酸在其中氧化。
333、如权利要求327所述的方法，其中将从所述床排出的所述液 相的温度保持在所述参照温度以下的措施包括，将包含在反应中产生 的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的再循环级分引入到所述床，其中所述 再循环级分已在所述固定床的外部被冷却，所述液相原料流包含所述 含水原料混合物和所述再循环级分。
334、如权利要求333所述的方法，包括：
将液相出口物流分为初级产物级分和初级反应器循环级分；
让液相出口物流或初级反应器循环级分通过热交换器，以便除去 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧化热；和
使初级反应器循环级分返回到初级氧化反应区。
335、如权利要求334所述的方法，其中在分割所述初级反应混合 物之前让所述初级反应混合物通过所述热交换器。
336、如权利要求315所述的方法，其中所述催化剂包含铂/碳催化 剂，该催化剂含有不高于3％的铂，按总催化剂基准计。
337、用于催化氧化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物以生成 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的连续方法，该方法包括：
将包含N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的第一组分原料流引入 到系列连续反应区的第一个，所述系列反应区的每一个含有氧化催化 剂；
将氧化剂引入到该系列反应区的第一个；
在所述第一反应区中催化氧化所述底物，生成包含N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物的中间反应混合物物流；
将从所述第一反应区排出的中间反应混合物转移到该系列反应区 的第二个；
在所述系列反应区的每一个中催化氧化所述底物；
从每一个所述反应区排出中间反应混合物；
将在前一反应区产生的中间反应混合物引入到各后继反应区中；
将其它组分原料流引入到在所述系列中第一反应区之后的一个或 多个所述反应区的每一个中，各所述其它原料流包含N-(膦酰基甲基) 亚氨基二乙酸底物；
将氧化剂引入到在所述系列中第一反应区之后的一个或多个反应 区中；和
从所述系列反应区的最后一个中排出最终反应产物。
337、如权利要求336所述的方法，其中将包含N-(膦酰基甲基)亚 氨基二乙酸底物的其它组分原料流引入到所述系列反应区的每一个 中。
338、如权利要求337所述的方法，其中将氧化剂引入到所述系列 反应区的每一个中。
339、如权利要求338所述的方法，在所述系列中包含至少三个连 续反应区。
340、如权利要求336所述的方法，其中一个或多个所述其它组分 原料流含有固体N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物。
341、如权利要求336所述的方法，其中所述N-(膦酰基甲基)亚氨 基二乙酸底物包含N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸的水溶性盐，并且所 述盐在所述组分原料溶液中的平均浓度应使得所述最终氧化反应混合 物含有至少约10％重量的N-(膦酰基甲基)甘氨酸水溶性盐，按酸当量 基准计。
342、如权利要求341所述的方法，其中所述盐在所述组分原料溶 液中的平均浓度应使得所述最终氧化反应混合物含有至少约20％重量 的N-(膦酰基甲基)甘氨酸水溶性盐，按酸当量基准计。
343、如权利要求342所述的方法，其中所述盐在所述组分原料溶 液中的平均浓度应使得所述最终氧化反应混合物含有至少约28％重量 的N-(膦酰基甲基)甘氨酸水溶性盐，按酸当量基准计。
344、如权利要求340所述的方法，其中最终氧化反应混合物通过 从中除去水来浓缩。
345、如权利要求344所述的方法，其中将所述最终反应混合物引 入到闪蒸区，其中压力低于所述最终氧化反应混合物在其排出所述初 级反应器或所述二级反应系统时的温度下的蒸气压。
346、如权利要求344所述的方法，其中从所述最终氧化反应产物 中除去水，产生含有按酸当量基准计至少约40％重量的N-(膦酰基甲基) 甘氨酸水溶性盐的浓缩溶液。

说明书全文

本发明的领域

本发明一般性涉及制备N-(膦酰基甲基)甘氨酸(在农用化学品工 业还称之为草甘膦)和相关化合物的液相氧化方法。本发明例如尤其 涉及其中N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸(NPMIDA)底物(即，N-(膦酰 基甲基)亚氨基二乙酸，N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸的盐或N-(膦酰 基甲基)亚氨基二乙酸的酯)被连续氧化成N-(膦酰基甲基)甘氨酸产 物(即，N-(膦酰基甲基)甘氨酸，N-(膦酰基甲基)甘氨酸的盐，或N-(膦 酰基甲基)甘氨酸的酯)的方法。本发明例如还特别涉及其中N-(膦酰 基甲基)亚氨基二乙酸底物被氧化成N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，该 产物进而在绝热结晶器中结晶(至少部分)的方法。

本发明的背景

Franz在U.S.专利号3,799,758中描述了N-(膦酰基甲基)甘氨 酸。N-(膦酰基甲基)甘氨酸和它的盐适宜在水剂中作为发芽后除草剂 应用。它是高度有效和工业上重要的广谱除草剂，可用于杀灭或控制 各种植物的生长，包括发芽的种子，破土的秧苗，成熟和定植的木本 和草本植物，和水生植物。

制备N-(膦酰基甲基)甘氨酸化合物的更普遍接受的方法之一包括 由N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧化切断羧甲基取代基。过去几 年中，已经公开了各种方法用于进行该氧化。一般参阅Franz等人， Glyphosate：A Unique Global Herbicide(ACS Monograph 189，1997)， 233-62页(并在这里引用作为参照)；Franz(U.S.专利号3,950,402)； Hershman(U.S.专利号3,969,398)；Chou(U.S.专利号4,624,937)； Chou(U.S.专利号4,696,772)；Ramon等人(U.S.专利号5,179,228)； Felthouse(U.S.专利号4,582,650)；Siebenhaar等人 (PCT/EP99/04587)；和Ebner等人(国际申请公开号WO99/43430)。 虽然这些方法中的许多获得了各种N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的适合 收率，但仍然需要氧化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的改进方法。 所希望的改进包括增加产量，减少每单位N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物 的成本和降低不希望有的副产物(例如甲醛，甲酸，N-甲基-N-(膦酰 基甲基)甘氨酸(NMG)和氨甲基膦酸(AMPA))的浓度。

本发明的概述

本发明部分地提供了将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸，N-(膦酰基 甲基)亚氨基二乙酸的盐和N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸的酯氧化成 N-(膦酰基甲基)甘氨酸，N-(膦酰基甲基)甘氨酸的盐和N-(膦酰基甲 基)甘氨酸的酯的经济方法。本发明还提供了用于纯化和/或浓缩在氧 化反应混合物中获得的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的有效方法。

简而言之，因此，本发明涉及制备N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的 方法。该方法包括将包含N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原 料流引入到氧化反应器系统，在该系统中，N-(膦酰基甲基)亚氨基二 乙酸底物在氧化催化剂的存在下氧化，生成包含N-(膦酰基甲基)甘氨 酸产物的反应产物溶液。将反应产物溶液分为包括初级级分和二级级 分的多个级分。从初级级分中沉淀出N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体， 形成包含沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体和初级母液的初级产 物淤浆，同时还从包括在二级级分中含有的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产 物的含水二级结晶原料混合物中沉淀出N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶 体，形成包含沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体和二级母液的二 级产物淤浆。

在另一个实施方案中，制备N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的方法包 括将含有N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料流引入到氧化 反应器系统，并在该氧化反应器系统中，在氧化催化剂的存在下将 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧化，生成含有N-(膦酰基甲基)甘 氨酸产物的反应产物溶液。将N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体从反应 产物溶液中沉淀出来，形成包含沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶 体和初级母液的初级产物淤浆。然后从初级母液中蒸发水，从而使另 外的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体沉淀和生成二级母液。

在另一个实施方案中，制备N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的方法包 括将含有N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料流引入到包括 一个或多个氧化反应区的初级氧化反应器系统。N-(膦酰基甲基)亚氨 基二乙酸底物在初级氧化反应器系统中氧化，生成包含N-(膦酰基甲 基)甘氨酸产物和未反应的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的反应 产物溶液。将反应产物溶液分为包括初级级分和二级氧化反应器原料 级分的多个级分。N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体从初级级分中沉淀 出来，形成包含沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体和初级母液的 初级产物淤浆。将二级氧化反应器原料级分引入到包括一个或多个氧 化反应区的二级氧化反应器系统。N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物 在二级氧化反应器系统中氧化，生成包括N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物 的二级氧化反应器流出物。此后，N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体从 二级氧化反应器流出物中沉淀出来，生成包括沉淀的N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物晶体和二级母液的二级产物淤浆。

本发明还涉及通过氧化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物来制备 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的方法。该方法包括将N-(膦酰基甲基)亚 氨基二乙酸底物引入到氧化反应区内的含有N-(膦酰基甲基)甘氨酸产 物的液体反应介质中。氧化反应区的液相基本上是反混的，并且含有 与液体反应介质接触的氧化反应催化剂。还将氧化剂引入到氧化反应 区，其中N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物被连续氧化，形成N-(膦 酰基甲基)甘氨酸产物。从氧化反应区连续排出包含N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物的反应混合物流出物。

在另一个实施方案中，所述方法包括将N-(膦酰基甲基)亚氨基二 乙酸底物引入到氧化反应区内的液体反应介质中。液体反应介质包括 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物且具有悬浮在其中的用于氧化反应的颗粒 多相催化剂。还将氧化剂引入到氧化反应区，其中N-(膦酰基甲基)亚 氨基二乙酸底物在液体反应介质中被连续氧化，形成N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物。从所述氧化反应区连续排出包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸 产物的反应混合物流出物。从反应混合物流出物中连续分离颗粒催化 剂，获得包括已分离的催化剂的催化剂再循环料流。在催化剂再循环 料流中含有的至少一部分颗粒催化剂被引入到所述氧化反应区。

本发明还涉及通过在反应器系统中氧化N-(膦酰基甲基)亚氨基二 乙酸底物来制备N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的连续方法。该方法包括 将含有N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料流和氧化剂引入 到第一氧化反应区。N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物在第一氧化反 应区中被连续氧化，形成N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。包含N-(膦酰 基甲基)甘氨酸产物和未反应的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的 中间反应混合物流出物从第一氧化反应区连续排出。将包含在中间反 应混合物流出物中获得的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物和未反应的 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的中间含水原料流与氧化剂一起连 续引入到第二氧化反应区，在该氧化区中，N-(膦酰基甲基)亚氨基二 乙酸底物被连续氧化，形成另外的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。从第 二氧化反应区中连续排出包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的反应混合 物流出物。

本发明还涉及浓缩和回收N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的方法。在 一个实施方案中，提供了从包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的起始水 溶液中除去水和使N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物结晶的方法。该方法包 括将含有起始水溶液的含水蒸发原料混合物引入到蒸发区。在固体颗 粒N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的存在下，在蒸发区中将水从原料混合 物中蒸发出来，从而形成包括水蒸气的汽相，从含水液相中沉淀出 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，并产生包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物 固体和N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物基本饱和或过饱和的母液的蒸发产 物。在蒸发区中保持颗粒N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体与母液的比 率大于由蒸发效应递增产生的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体与由此 递增产生的母液的比率。

在进一步的实施方案中，所述方法包括将含有起始水溶液的蒸发原 料混合物引入到汽/液分离区，在该区中压力是在混合物的蒸气压之 下。这使水从蒸发原料混合物中闪蒸出来，产生了包括水蒸气的汽相， 并将剩余液相中的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的浓度增加到超过 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物溶解度的浓度。结果，N-(膦酰基甲基)甘 氨酸产物从液相中沉淀出来，产生了包括在饱和或过饱和母液中的颗 粒N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的第一淤浆流。将汽相与第一淤浆流分 离，并将第一淤浆流引入到滗析区，在此将包括母液级分的上层液与 包括沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物和母液的第二淤浆流分离。滗 析区具有第一淤浆的进口，位于该进口之上的上层液的滗析液体出口， 以及垂直地位于该进口之上但在上层液出口之下的第二淤浆的出口。 保持将第一淤浆引入到滗析区，第二淤浆通过第二淤浆出口排出和上 层液通过滗析液体出口排出的相对速度，使得在第二淤浆出口之下的 滗析区的下部区域中的上向流速度足以保持沉淀的N-(膦酰基甲基)甘 氨酸产物悬浮(即，夹带)在液相中，而在第二淤浆出口之上的滗析 区的上部区域中的上向流速是在下部区域中至少80wt％的N-(膦酰基 甲基)甘氨酸产物粒子的沉降速度之下。

在又一个实施方案中，所述方法包括将含有起始水溶液的含水蒸发 原料混合物引入到蒸发区。在固体颗粒N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的 存在下，将水在蒸发区中从原料混合物中蒸发出来，从而形成了包括 水蒸气的汽相，使N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物从含水液相中沉淀出来， 并产生包括N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体和N-(膦酰基甲基)甘氨 酸产物基本饱和或过饱和的母液的蒸发产物。将蒸发产物分成母液相 对贫化的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体级分和N-(膦酰基甲基)甘 氨酸产物固体相对贫化的母液级分。在蒸发区中保持颗粒N-(膦酰基 甲基)甘氨酸产物固体与母液的比率大于由蒸发效应递增产生的N-(膦 酰基甲基)甘氨酸产物固体与由此递增产生的母液的比率。

本发明还涉及制备包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的氧化反应混 合物流出物和此后浓缩和回收产物的综合方法。在一个实施方案中， 该方法包括将含有N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料混合 物引入到液体反应介质中和在含水液体反应介质中催化氧化N-(膦酰 基甲基)亚氨基二乙酸底物，从而产生包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产 物的氧化反应混合物。冷却包含在反应混合物中产生的N-(膦酰基甲 基)甘氨酸产物的初级结晶原料混合物，从而沉淀出N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物并产生包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的初级母液。在从 初级母液中分离沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物之后，将初级母液 再循环和引入到液体反应介质中，在此N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸 底物被氧化成N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。

在本发明的进一步的实施方案中，所述方法包括将含有N-(膦酰基 甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料混合物引入到包括一个或多个催 化反应区的催化反应器系统。N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物在催 化反应器系统中被催化氧化为N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，产生产物 混合物，该反应混合物分为初级级分和二级级分。将来自初级级分的 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物结晶，获得固体N-(膦酰基甲基)甘氨酸产 物级分和初级母液。将初级母液再循环，在引入到催化反应器系统的 原料混合物的制备中作为水源使用。

本发明还涉及用于将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物催化氧化 为N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的连续方法。在一个实施方案中，该方 法包括将液相原料流引入到初级氧化反应区，该液相原料流包括含有 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料流，初级氧化反应区包 括含氧化催化剂的初级固定床。将氧化剂引入到初级氧化反应区，在 此N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物被连续氧化成N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物，从而产生包括N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物和未反应的 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的初级反应混合物。从初级氧化反 应区排出初级反应混合物。在反应混合物和含水原料流之间的单位重 量显热含量的差保持低于每单位重量的含水原料流在反应区中产生的 放热反应热。

在另一个实施方案中，所述连续方法包括将含有N-(膦酰基甲基) 亚氨基二乙酸底物的含水原料流引入到系列氧化反应区的第一个，该 系列氧化反应区的每一个都含有氧化催化剂。N-(膦酰基甲基)亚氨基 二乙酸底物在第一氧化反应区中被氧化，产生中间氧化反应产物。将 该中间氧化反应产物引入到包括含有贵金属/碳催化剂的固定床的第 二氧化反应区，在该区中，副产物甲醛和/或甲酸被氧化。

在进一步的实施方案中，该连续方法包括将含有N-(膦酰基甲基) 亚氨基二乙酸底物的第一组分原料流引入到系列连续反应区的第一 个，该系列反应区的每一个都含有氧化催化剂。将氧化剂引入到该系 列反应区的第一个，在此底物被催化氧化，生成含有N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物的中间反应混合物流。将从第一反应区排出的中间反应混 合物转移到该系列反应区的第二个，在此底物被催化氧化。从各反应 区排出中间反应混合物，再引入到各后继反应区中。将另外的组分原 料流引入到在该系列中第一反应区之后的一个或多个反应区的每一个 中，各另外的原料流包含N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物。将氧化 剂引入到在该系列中第一反应区之后的一个或多个反应区中。从该系 列反应区的最后一个中排出最终的反应产物。

在另一个实施方案中，该连续方法包括将含有N-(膦酰基甲基)亚 氨基二乙酸底物的含水原料流引入到包括含有氧化催化剂的固定床的 氧化反应区中。将含O2气体引入到氧化反应区，在此N-(膦酰基甲基) 亚氨基二乙酸底物被连续氧化为N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，从而产 生包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的氧化反应混合物。在固定床中的 液相的质量流速与气相的质量流速比为约20～约800。

在进一步的实施方案中，该连续方法包括将含有N-(膦酰基甲基) 亚氨基二乙酸底物的含水原料流引入到包括含有氧化催化剂的固定床 的氧化反应区中。将含O2气体引入到氧化反应区，在此N-(膦酰基甲 基)亚氨基二乙酸底物被连续氧化为N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，从 而产生包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的氧化反应混合物。固定床中 的液相滞留量与总床体积的体积比为约0.1～0.5。

在另一个实施方案中，该连续方法包括将含有N-(膦酰基甲基)亚 氨基二乙酸底物的含水原料流引入到包括含有氧化催化剂的固定床的 氧化反应区。将含O2气体引入到氧化反应区，在此N-(膦酰基甲基)亚 氨基二乙酸底物被连续氧化为N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，从而产生 包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的氧化反应混合物。在固定床的液体 出口处的氧分压不高于约100psia。

在又一个实施方案中，该连续方法包括将含有N-(膦酰基甲基)亚 氨基二乙酸底物的含水原料流引入到包括含有氧化催化剂的固定床的 氧化反应区。将含O2气体引入到氧化反应区，在此N-(膦酰基甲基)亚 氨基二乙酸底物被连续氧化为N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，从而产生 包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的氧化反应混合物。在固定床的任意 位置，氧的分压不高于约50psia，其中N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸 底物在液相中的浓度低于约0.1ppm。

在又一个实施方案中，该连续方法包括将含有N-(膦酰基甲基)亚 氨基二乙酸底物的含水原料流引入到包括含有氧化催化剂的固定床的 氧化反应区。催化剂表面积与保留在固定床中的液体的比为约100～ 约6000m2/cm3。将氧化剂引入到氧化反应区，在此N-(膦酰基甲基)亚 氨基二乙酸底物被连续氧化为N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，从而产生 包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的氧化反应混合物。

在又一个实施方案中，该连续方法包括将含有N-(膦酰基甲基)亚 氨基二乙酸底物的含水原料流引入到包括含有氧化催化剂的固定床的 氧化反应区。将含O2气体引入到氧化反应区，在此N-(膦酰基甲基)亚 氨基二乙酸底物被连续氧化为N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，从而产生 包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的氧化反应混合物。在固定床中沿液 体流动途径的总体平均氧分压是至少约50psia，并且固定床中的液相 的总体平均温度为约80℃～130℃。

在又一个实施方案中，该连续方法包括将含有N-(膦酰基甲基)亚 氨基二乙酸底物的含水原料流引入到氧化反应区，该氧化反应区包括 含有氧化催化剂体和用于促进气/液传质的其它措施的固定床。将含 O2气体引入到氧化反应区，在此N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物被 连续氧化为N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，从而产生包含N-(膦酰基甲 基)甘氨酸产物的氧化反应混合物。

在还一个实施方案中，该连续方法包括将液相原料流引入到包括含 有氧化催化剂的固定床的初级氧化反应区，所述液相原料流包括含有 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料混合物。将氧化剂引入 到初级氧化反应区，在此N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物被连续氧 化为N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，从而产生包括含有N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物和未反应的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的初级反应 混合物的液相排出流。从初级氧化反应区引出液相排出流。引入液相 原料流和引出液相排出流的速度应使固定床中的液相时空速度为约 0.5hr-1～约20hr-1，基于总床体积。

本发明的其它特征部分是显然的，部分将在下文中指出。

附图简述

图1显示了蜂窝催化剂载体的截面的实例。

图2是用于将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧化成N-(膦酰基 甲基)甘氨酸产物的连续氧化反应器系统的示意流程图。该反应器系统 包括反混氧化反应区，该反应区利用在独立于热传递循环回路的环路 中循环的多相颗粒催化剂淤浆。

图2A是用于将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧化成N-(膦酰 基甲基)甘氨酸产物的连续氧化反应器系统的示意流程图。该反应器系 统包括反混氧化反应区，该反应区利用在独立于热传递循环回路的环 路中循环的多相颗粒催化剂淤浆，并且包括闪蒸罐和催化剂再循环罐。

图2B是用于将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧化成N-(膦酰 基甲基)甘氨酸产物的连续氧化反应器系统的示意流程图。该反应器系 统包括反混氧化反应区，该反应区利用通过热传递循环回路再循环的 多相颗粒催化剂淤浆。

图3是用于将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧化成N-(膦酰基 甲基)甘氨酸产物的连续氧化反应器系统的示意流程图。该反应器系统 包括串联分级的两个反混氧化反应区，该反应区利用从第一反应区流 到第二反应区并且再循环到第一反应区的多相颗粒催化剂淤浆。

图4是用于将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧化成N-(膦酰基 甲基)甘氨酸产物的连续氧化反应器系统的示意流程图。该反应器系统 包括串联分级的两个反混氧化反应区，该反应区利用从第一反应区流 到第二反应区并且再循环到两个反应区的多相颗粒催化剂淤浆。

图5是用于将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧化成N-(膦酰基 甲基)甘氨酸产物的连续氧化反应器系统的示意流程图。该反应器系统 包括串联分级的两个反混氧化反应区，所述反应区利用两种独立的多 相颗粒催化剂淤浆物质，使得来自第一反应区的催化剂再循环到第一 反应区和来自第二反应区的催化剂再循环到第二反应区。

图6是用于将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧化成N-(膦酰基 甲基)甘氨酸产物的连续氧化反应器系统的示意流程图。该反应器系统 包括利用多相颗粒催化剂淤浆的串联分级的两个反混氧化反应区，所 述催化剂淤浆从第一反应区再循环到第一反应区和从第二反应区再循 环到两个反应区。

图7是可以在本发明的连续氧化反应器系统中使用的用于将N-(膦 酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧化成N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的射 流喷嘴环路反应器的示意图。

图8是可以在本发明的连续氧化反应器系统中使用的用于将N-(膦 酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧化成N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的固 定床反应器的示意图。

图9是可以在本发明的连续氧化反应器系统中使用的用于将N-(膦 酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧化成N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的循 环流化床反应器的示意图。

图10是用于将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧化成N-(膦酰 基甲基)甘氨酸产物的连续分布式反应器系统的示意流程图。该反应器 系统包括多个反应器，其中反应混合物连续地从各反应器前进至该系 列中的后继反应器。

图11是用于在反应器系统中将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物 氧化成包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的氧化反应混合物，并使用非 绝热热驱动蒸发结晶器从该氧化反应混合物中回收N-(膦酰基甲基)甘 氨酸产物的综合方法的示意流程图。

图12是用于在反应器系统中将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物 氧化成包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的氧化反应混合物，并使用绝 热结晶器从该氧化反应混合物中回收N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的综 合方法的示意流程图。

图12A是用于从氧化反应混合物中回收N-(膦酰基甲基)甘氨酸产 物的绝热结晶器系统的示意流程图。

图13是用于在反应器系统中将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物 氧化成包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的氧化反应混合物，并使用串 联操作的绝热结晶器和非绝热热驱动蒸发结晶器的组合从该氧化反应 混合物中回收N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的综合方法的示意流程图。

图14是用于在反应器系统中将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物 氧化成包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的氧化反应混合物，并使用半 并联操作的绝热结晶器和非绝热热驱动蒸发结晶器的组合从该氧化反 应混合物中回收N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的综合方法的示意流程 图。

图14A是用于在反应器系统中将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底 物氧化成N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，并使用半并联操作的绝热结晶 器和非绝热热驱动蒸发结晶器的组合回收N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物 的综合方法的示意流程图。N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物在初级 反应器系统中被氧化成包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物和未反应的 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的氧化反应混合物。将来自初级反 应器系统的氧化反应混合物的初级级分引入到绝热结晶器中，而在氧 化反应混合物的二级氧化反应器原料级分中的未反应的N-(膦酰基甲 基)亚氨基二乙酸底物在二级反应器系统中在进入非绝热结晶器之前 被氧化，形成另外的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。

图15显示了在20批反应循环中通过将氧化铋直接一次性引入到 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化反应混合物中引起的对甲酸副产物 浓度分布的影响。这里，反应混合物中的催化剂浓度是0.5wt％，并且 该催化剂含有5wt％的铂和0.5wt％的铁。

图16显示了在30批反应循环中通过将氧化铋一次性直接引入到 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化反应混合物引起的对甲酸副产物浓 度分布的影响。这里，反应混合物中的催化剂浓度是0.75wt％，并且 催化剂含有5wt％的铂和1wt％的锡。

图17显示了在30批反应循环中通过将氧化铋一次性直接引入到 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化反应混合物引起的对甲醛副产物浓 度分布的影响。这里，反应混合物中的催化剂浓度是0.75wt％，并且 催化剂含有5wt％的铂和1wt％的锡。

图18显示了在30批反应循环中通过将氧化铋一次性直接引入到 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化反应混合物中引起的对N-甲基 -N-(膦酰基甲基)甘氨酸(NMG)副产物浓度分布的影响。这里，在反 应混合物中的催化剂浓度是0.75wt％，并且该催化剂含有5wt％的铂和 1wt％的锡。

图19显示了在N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化反应过程中，通 过将氧化铋与已经在先前的133批N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化 反应循环中使用的氧化催化剂混合而引起的对甲酸、甲醛和N-甲基 -N-(膦酰基甲基)甘氨酸(NMG)产生的影响。这里，催化剂包括负载 在碳载体上的5wt％的铂和0.5wt％的铁。

图20显示了在N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化反应过程中，通 过将氧化铋与已经在先前的30批N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化 反应循环中使用的氧化催化剂混合而引起的对甲酸、甲醛和N-甲基 -N-(膦酰基甲基)甘氨酸(NMG)产生的影响。这里，催化剂包括负载 在碳载体上的5wt％的铂和1wt％的锡。

图21显示了在107批反应循环中通过将氧化铋与含有5wt％铂和 1wt％锡的催化剂一次性混合引起的对甲酸副产物浓度分布的影响。

图22显示了在107批反应循环中通过将氧化铋与含有5wt％铂和 1wt％锡的催化剂一次性混合引起的对甲醛副产物浓度分布的影响。

图23显示了在107批反应循环中通过将氧化铋与含有5wt％铂和 1wt％锡的催化剂一次性混合引起的对N-甲基-N-(膦酰基甲基)甘氨酸 (NMG)副产物浓度分布的影响。

图24显示了甲醛和甲酸在实施例21的产物液体中的分布。

图25显示了草甘膦和N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸在实施例22 的产物液体中的分布。

图26显示了草甘膦和N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸在实施例23 的产物液体中的分布。

图27是在实施例24中使用的连续反应器系统的流程方块图。

图28是在实施例25中使用的连续反应器系统的流程方块图。

图29是在实施例28中使用的连续反应器系统的流程方块图。

图30是在实施例35中使用的连续反应器系统的流程方块图。

图31是在实施例36中使用的连续反应器系统的流程方块图。

优选实施方案的详细描述

总的来说，本发明的方法包括(1)在一个或多个氧化反应区中将 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧化成N-(膦酰基甲基)甘氨酸产 物，和/或(2)浓缩和/或纯化N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。以下简 要描述这些步骤以及更优选实施方案的几个其它特征。

通过将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物和氧化剂(即氧源)引 入到包括含氧化催化剂的一个或多个氧化反应区的反应器系统来氧化 该底物。氧化反应一般根据以下方程式来进行：

其中R1、R2、R3和R4各自独立是氢，农学可接受的阳离子，烃基或 取代的烃基。

烃基是仅由碳和氢组成的任何基团。烃基可以是支化或非支化的， 可以是饱和或不饱和的，以及可以包括一个或多个环。适合的烃基包 括烷基、烯基、炔基和芳基。它们还包括被其它脂族或环状烃基取代 的烷基、烯基、炔基和芳基，如烷芳基、烯芳基和炔芳基。

取代的烃基是其中至少一个氢原子被(a)非氢原子，或(b)含有至少 一个非氢原子的原子团取代的任何烃基。例如，氢原子可以被卤素原 子，如氯或氟原子取代。或者氢原子可以被氧原子或含氧原子的基团 取代以形成例如羟基，醚，酯，酸酐，醛，酮或羧酸。氢原子还可以 被含氮原子的基团置换以形成例如酰胺或硝基。另外，氢原子可以被 含有硫原子的基团取代以形成例如-SO3H。

农学可接受的阳离子是可以提供农业和经济上有效的除草活性的 N-(膦酰基甲基)甘氨酸阴离子的阳离子。这种阳离子可以是例如碱金 属阳离子(例如钠或钾离子)，铵离子，异丙基铵离子，四烷基铵离 子，三烷基锍离子，质子化伯胺，质子化仲胺或质子化叔胺。

在特别优选的实施方案中，R1、R2、R3和R4各自独立地是氢或农学 可接受的阳离子，其中氢通常是最优选的。

根据本发明可以使用各种氧化剂。它们包括例如过氧化物(例如 H2O2，过氧化苯甲酰)，氢过氧化物，过酸，含O2气体和包含溶解氧 的液体。一般含O2气体是特别优选的。这里使用的术语含O2气体是包 括O2和任选的一种或多种稀释剂的任意气体混合物，所述稀释剂在反 应条件下与氧或与底物或产物不反应。这样的气体的实例是空气；纯 O2；或用He、Ar、N2和/或其它非氧化气体稀释的O2。氧源最优选是含 有至少约95mol％O2，更优选至少约98mol％的含O2气体，剩余物是一种 或多种非氧化气体(尤其是N2和/或Ar)。

优选的氧化催化剂

根据本发明可以使用各种氧化催化剂。它们包括均相或多相催化剂 两种。

例如，可以使用各种水溶性钨盐来催化N-(膦酰基甲基)亚氨基二 乙酸底物用H2O2的氧化。N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸还能够用H2O2在酸(例如H2SO4)和热的存在下氧化为N-氧化物中间体。该N-氧化 物中间体进而能够在热和各种水溶性亚铁、亚铜、钨、钼和钒盐催化 剂的存在下分解，形成N-(膦酰基甲基)甘氨酸。关于使用这些均相催 化剂将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸转化为N-(膦酰基甲基)甘氨酸 的一般论述可以见例如Franz等人， Glyphosate：A Unique Global Herbicide(ACS Monograph 189，1997)，240-41页。

一般更优选使用多相催化剂。该优选至少部分归因于简便，因为多 相催化剂在氧化之后通常能够从反应混合物中分离出来。文献中公开 了许多适合的多相催化剂。

Franz在U.S.专利号3,950,402中公开了用于催化N-(膦酰基甲基) 亚氨基二乙酸的氧化断裂的最早的多相催化剂之一。Franz公开了可 以通过在包含沉积在活性炭载体表面的贵金属的催化剂存在下，N-(膦 酰基甲基)亚氨基二乙酸用O2液相氧化断裂来制备N-(膦酰基甲基)甘 氨酸产物。 (HO)2P(O)CH2N(CH2CO2H)2+1/2O2 贵金属-碳催化剂(HO)2P(O)CH2NHCH2CO2H+CO2+HCHO

即使Franz的方法一般获得了N-(膦酰基甲基)甘氨酸的可接受的 收率和纯度，它也存在着许多问题：

1、在Franz的催化剂中的昂贵的贵金属往往损失到反应溶液中(即 浸提)。这种贵金属浸提是至少两个因素的结果：(a)在反应的氧化 条件下，一些贵金属被氧化为更可溶的形式；和(b)N-(膦酰基甲基) 亚氨基二乙酸底物和N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物二者都起加溶贵金属 的配体的作用。

2、N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物经常氧化，形成氨基甲基膦酸 (AMPA)，尤其当N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的浓度下降时。 这明显减少了所需的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的收率。

在U.S.专利号3,969,398中，Hershman公开了单独的活性炭(不 需存在贵金属)可以用于进行N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸的氧化断 裂，以形成N-(膦酰基甲基)甘氨酸。在U.S.专利号4,624,937中，Chou 进一步公开，通过在用于氧化反应之前从碳催化剂的表面除去氧化物， 可以增加Hershman公开的碳催化剂的活性。还可参阅U.S.专利号 4,696,772(由Chou提供了关于通过从碳催化剂表面除去氧化物来增 加碳催化剂活性的单独论述)。虽然这些方法显然没有贵金属的浸出 问题，但当用于进行N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸的氧化断裂时，它 们往往产生更高浓度的甲醛和甲酸副产物。

最好当N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物被氧化为N-(膦酰基甲 基)甘氨酸时，甲醛和甲酸同时被氧化为二氧化碳和水，这样获得了以 下反应： (HO)2P(O)CH2N(CH2CO2H)2 催化剂+O2(HO)2P(O)CH2NHCH2CO2H+2CO2+H2O

包括负载在碳载体上的贵金属的催化剂因至少两个理由而集中了 人们许多的注意。用这些催化剂，碳组分主要进行N-(膦酰基甲基)亚 氨基二乙酸的氧化，以形成N-(膦酰基甲基)甘氨酸和甲醛，而贵金属 组分主要进行甲醛和甲酸的氧化，以形成二氧化碳和水。贵金属组分 还往往降低碳的去活化速率。更具体地说，当单独使用活性炭时，它 往往以多达10％/循环或10％/循环以上的速率去活化。不受任何特定 理论的约束，但据信单独的活性炭的去活化是因为碳载体的表面在反 应条件下氧化造成的。参阅Chou，U.S.专利号4,624,937。还参阅Chou， U.S.专利号4,696,772(提供了有关活性炭被碳表面的氧化去活化的 单独论述)。然而，在贵金属的存在下，活性炭的去活化速率下降。 据信贵金属与氧化剂以比活性炭表面更快的速度反应，因此，在碳表 面的氧化大量发生之前从溶液中优先除去氧化剂。此外，不象在活性 炭表面形成和需要高温处理来还原的许多氧化物类，在贵金属表面形 成的氧化物类一般容易被存在于反应混合物或加到反应混合物中的还 原剂(例如断裂的胺片段，甲醛，甲酸，H2等)还原，因此将贵金属 表面恢复到还原状态。这样，该催化剂有利地表现了明显更长的寿命， 只要贵金属不因浸提而损失，或通过诸如溶解和再沉积或贵金属聚集 之类的过程而烧结(即呈不理想的厚层或块的形式)。

Ramon等人(U.S.专利号5,179,228)公开了使用沉积在碳载体表 面上的贵金属的实例。为了减少浸提的问题(Ramon等人报道可高达 30％贵金属损失/循环)，Ramon等人公开了在氧化反应完成之后在压 力下用N2吹扫反应混合物，以使贵金属再沉积到碳载体的表面上。根 据Ramon等人，N2吹扫将贵金属损失减少到低于1％。

Felthouse(U.S.专利号4,582,650)公开了使用2种催化剂：(i)将 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化为N-(膦酰基甲基)甘氨酸的活性 炭，和(ii)同时将甲醛氧化为二氧化碳和水的助催化剂。助催化剂是 在其孔内具有贵金属的硅铝酸盐载体。选择这些孔的尺寸，以便排斥 N-(膦酰基甲基)甘氨酸和从而防止助催化剂的贵金属被N-(膦酰基甲 基)甘氨酸毒害。根据Felthouse，这两种催化剂一起使用可以同时将 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化为N-(膦酰基甲基)甘氨酸和将甲 醛氧化为二氧化碳和水。

Ebner等人，国际申请公开号WO99/43430(其全部公开内容通过 引用结合在此)公开了使用包括负载在碳载体上的贵金属的深度还原 催化剂氧化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的方法。这种催化剂往 往表现了改进的耐贵金属浸出性和不希望有的副产物(例如甲醛)的 破坏增加。这样的催化剂的优点使得它们是特别优选的。因此，以下 的许多论述将集中在这些催化剂上。虽然如此，应该认识到，本发明 的特征通常可以使用上述的各种均相和多相催化剂来应用。

在碳载体表面上的含氧官能团(例如羧酸类，醚类，醇类，醛类， 内酯类，酮类，酯类，胺氧化物类和酰胺类)往往增加了贵金属浸出， 并潜在地增加了液相氧化反应过程中的贵金属烧结，因此，降低了在 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化反应过程中催化剂氧化可氧化底 物，尤其是甲醛和甲酸的能力。这里使用的术语含氧官能团如果结合 于碳载体的原子上，那么是在碳载体的表面，并且能够与反应混合物 内的组分或与沉积在碳载体上的金属原子以化学或物理方式相互作 用。

当所述催化剂在高温(例如900℃)下在惰性气氛(例如氦或氩气) 中加热时，许多降低贵金属耐浸出性和烧结性并降低催化剂活性的含 氧官能团作为一氧化碳从碳载体上解吸。因此，测量新鲜催化剂(即 以前未曾用于液相氧化反应的催化剂)在高温下的CO解吸量，是可以 用于分析催化剂表面以预测贵金属保留率和催化活性保持率的一种方 法。测量CO解吸的一种方法是使用采用在线质谱法(TGA-MS)的热重 量分析法。优选地，当干燥、新鲜的催化剂样品在氦气氛中经历以10 ℃/分钟从20℃升至900℃，然后保持恒定在900℃的温度下达30分 钟时，每克催化剂有不高于约1.2mmol的一氧化碳从催化剂上解吸。 更优选地，在这些条件下每克新鲜催化剂有不高于约0.7mmol的一氧 化碳解吸，还更优选每克新鲜催化剂有不高于约0.5mmol的一氧化碳 解吸，最优选每克新鲜催化剂有不高于约0.3mmol的一氧化碳解吸。 当催化剂具有低于1wt％的水分含量时，催化剂被认为是干燥的。一般 地，可以通过将催化剂放入到N2吹扫的25英寸Hg柱的真空中和在120 ℃的温度下16小时来干燥催化剂。

测量在新鲜催化剂载体表面上的氧原子的数目是可以用于分析催 化剂以预测贵金属保留率和催化活性保持率的另一方法。例如使用X- 射线光电子能谱法，分析厚度约50_的载体的表层。用于X-射线光电 子能谱法的目前可获得的设备一般精确到±20％范围内。一般地，至少 约20∶1(碳原子∶氧原子)的表面碳原子与氧原子的比率(通过用于 X-射线光电子能谱法的目前可获得的设备测定)是适合的。然而，优 选的是，该比率是至少约30∶1，更优选至少约40∶1，还更优选至少约 50∶1，和最优选至少约60∶1。另外，在表面的氧原子与金属原子的比 率(也是通过用于X-射线光电子能谱法的目前可获得的设备测定)优 选低于约8∶1(氧原子∶金属原子)。更优选该比率低于7∶1，还更优 选小于约6∶1，和最优选低于约5∶1。

一般地，在本发明中使用的碳载体在本领域中是公知的。活性的、 非石墨化的碳载体是优选的。这些载体的特征在于对气体、蒸气和胶 态固体的高吸收能力和相对高的比表面积。载体可以合适地是通过本 领域中已知的方式，例如通过木材、泥炭、褐煤、煤、坚果壳、骨骼、 植物或其它天然或合成含碳物质的破坏蒸馏产生的碳，炭或木炭，但 优选被活化以进一步提高吸收力。活化通常通过用蒸汽或用二氧化碳 加热到高温(800-900℃)来实现，这将造成多孔颗粒结构并增加比 表面积。在一些情况下，在破坏蒸馏或活化之前添加吸湿物质，如氯 化锌和/或磷酸或硫酸钠，以提高吸收能力。优选碳载体的碳含量在约 10％(骨炭)到约98％(一些木炭)和接近100％(从有机聚合物衍 生的活性炭)的范围内。在市售活性炭材料中的非碳物质通常根据诸 如前体来源、加工和活化方法之类的因素而变化。许多市售碳载体含 有少量的金属。在表面具有最少的含氧官能团的碳载体是最优选的。

在固定床反应器中使用的载体的形式可以明显变化。例如，碳载体 可以是整体载体的形式。适合的整体载体可以具有各种形状。整体载 体例如可以以反应器叶轮的形式存在。还更优选的是，这种载体还可 以是例如具有平行通道(原料混合物通过该通道)的筛网或蜂窝的形 式。图1显示了蜂窝载体的截面的实例。虽然在图1的蜂窝载体中的 通道的截面是六角形，这里定义的蜂窝载体还可以(或另外)包括具 有其它截面形状(例如，环形，椭圆形，正方形，三角形，矩形等) 的通道。蜂窝载体的通道优选是直的，和/或具有足够大的截面，使得 它们不被含有固体N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的淤浆堵塞。或 者，整体载体中的流动通道可以是不规则的和没有均匀的流动方向(例 如互连流动通道的无规网络)。

在特别优选的实施方案中，载体以颗粒的形式存在。因为颗粒载体 是特别优选的，所以以下大部分论述集中在使用颗粒载体的实施方案 上。然而，应该认识到，本发明不限于使用颗粒载体。

适合的颗粒载体可以具有各种各样的形状。例如，这些载体可以是 丸粒、细粒和粉末的形式。丸粒载体一般具有约1mm到约10mm的粒度。 优选载体是粉末的形式。这些颗粒载体可以在反应器系统中作为自由 粒子使用，或可以结合于反应器系统中的结构，如筛网或叶轮上。

一般地，颗粒形式的载体包括宽尺寸分布的粒子。对于粉末，优选 至少约95％的粒子的最大尺寸是约2到约300μm，更优选至少约98％ 的粒子的最大尺寸是约2到约200μm，最优选约99％的粒子的最大尺 寸是约2到约150μm且约95％的粒子的最大尺寸是是约3到约100μm。 最大尺寸大于约200μm的粒子往往破碎为超细粒子(即，最大尺寸小 于2μm)，从而难以回收。

使用N2通过BET(Brunauer-Emmett-Teller)方法测量的碳载体的 比表面积优选是约10到约3,000m2/g(碳载体的表面积/g碳载体)， 更优选为约500到约2,100m2/g，和还更优选为约750到约2,100m2/g。 在一些实施方案中，最优选的比表面积是约750到约1,750m2/g。

载体的孔体积可以变化很大。使用在实施例1中所述的测量方法， 孔体积优选是约0.1到约2.5ml/g(孔体积/g催化剂)，更优选是约 0.2到约2.0ml/g，最优选是约0.4到约1.7ml/g。包括孔体积大于约 2.5ml/g的载体的催化剂往往容易破碎。另一方面，包括孔体积小于 0.1ml/g的载体的催化剂往往具有小表面积和因此具有低的活性。

用于本发明的碳载体可以从许多来源商购。以下是本发明可以使用 的一些活性炭的清单：Darco G-60 Spec和Darco X(ICI-America， Wilmington，DE)；Norit SG Extra，Norit EN4，Norit EXW，Norit A，Norit Ultra-C，Norit ACX，和Norit 4×14目(Amer.Norit Co.， Inc.，Jacksonville，FL)；Gl-9615，VG-8408，VG-8590，NB-9377， XZ，NW和JV(Barnebey-Cheney，Columbus，OH)；BL Pulv.，PWA Pulv.， Calgon C 450，和PCB Fines(Pittsburgh Activated Carbon，Div.Of Calgon Corporation，Pittsburgh，PA)；P-100(No.Amer.Carbon， Inc.，Columbus，OH)；Nuchar CN，Nuchar C-1000N，Nuchar C-190A， Nuchar C-115A，和Nuchar SA-30(Westvaco Corp.，Carbon Department，Covington，Virginia)；Code 1551(Baker and Adamson， Division of Allied Amer.Norit Co.，Inc.，Jacksonville，FL)； Grade 235，Grade 337，Grade 517，和Grade 256(Witco Chemical Corp.， Activated Carbon Div.，New York，NY)；和Columbia SXAC(Union Carbide New York，NY)。

碳载体优选在其表面上具有一种或多种贵金属。优选贵金属选自铂 (Pt)，钯(Pd)，钌(Ru)，铑(Rh)，铱(Ir)，银(Ag)，锇(Os)和金(Au)。 一般地，铂和钯是更优选的，且铂是最优选的。因为铂目前是最优选 的贵金属，所以以下论述将主要涉及使用铂的实施方案。然而，应该 指出，相同的论述普遍适用于其它贵金属和它们的组合。还应该理解 的是，这里使用的术语贵金属是指元素状态的贵金属以及以其各种氧 化状态的任何一种存在的贵金属。

沉积在碳载体表面上的贵金属的浓度可以在宽范围内变化。优选该 浓度为约0.5到约20wt％，更优选约2.5到约10wt％，最优选约3到约 7.5wt％([贵金属的质量÷催化剂的总质量]×100％)。如果在N-(膦 酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化反应过程中使用低于0.5wt％的浓度，往 往甲醛氧化减少，并因此产生更大量的N-甲基-N-(膦酰基甲基)甘氨 酸，从而减少了N-(膦酰基甲基)甘氨酸收率。另一方面，在高于约 20wt％的浓度下，趋向于形成贵金属的层和块。因此，所使用的单位贵 金属总量具有更少的表面贵金属原子。这往往降低了催化剂的活性， 并且不经济地使用了昂贵的贵金属。

贵金属在碳载体表面上的分散优选应使表面贵金属原子的浓度是 约10到约400μmol/g(μmol表面贵金属原子/g催化剂)，更优选约 10到约150μmol/g，和最优选约15到约100μmol/g。这例如可以通过 使用Micromeritics ASAP 2010C(Micromeritics，Norcross，GA) 或Altamira AMI100(Zeton Altamira，Pittsburgh，PA)测量H2或 CO的化学吸附来测定。

优选贵金属是以金属粒子的形式在碳载体的表面上。在碳载体表面 上的至少约90％(数密度)的贵金属粒子的最大尺寸优选是约0.5到 约35nm，更优选最大尺寸是约1到约20nm，和最优选最大尺寸是约 1.5到约10nm。在特别优选的实施方案中，在碳载体表面上的至少约 80％的贵金属粒子的最大尺寸是约1到约15nm，更优选最大尺寸是约 1.5到约10nm，和最优选最大尺寸是约1.5到约7nm。如果贵金属粒 子太小，当催化剂在易于溶解贵金属的环境中使用时，如在将N-(膦 酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化为N-(膦酰基甲基)甘氨酸的情况下，往 往增加浸出量。另一方面，随着粒度的增加，所使用的单位贵金属总 量往往具有更少的贵金属表面原子。如上所述，这往往降低了催化剂 的活性，并且也是不经济地使用昂贵的贵金属。

除了贵金属以外，至少一种促进剂可以存在于碳载体的表面。这里 所定义的促进剂是趋向于增加催化剂选择性、活性和/或稳定性的金 属。促进剂另外可以减少贵金属浸出。虽然促进剂通常在促进剂沉积 步骤中沉积到碳载体的表面上，但碳载体本身也可以(或供选择地) 天然含有促进剂。在碳载体表面最后被还原(下述)之前沉积或自热 存在于催化剂表面的促进剂在这里被称为催化剂表面促进剂。

催化剂表面促进剂例如可以是在碳载体的表面上的其它贵金属。例 如，取决于应用，钌和钯可以在包括沉积在碳载体表面上的铂的催化 剂上起催化剂表面促进剂的作用。催化剂表面促进剂另外例如可以是 选自锡(Sn)，镉(Cd)，镁(Mg)，锰(Mn)，镍(Ni)，铝(Al)，钴(Co)， 铋(Bi)，铅(Pb)，钛(Ti)，锑(Sb)，硒(Se)，铁(Fe)，铼(Re)，锌(Zn)， 铈(Ce)，锆(Zr)，碲(Te)和锗(Ge)中的金属。优选催化剂表面促进剂 选自铋、铁、锡、碲和钛。在一个特别优选的实施方案中，催化剂表 面促进剂是锡。在另一特别优选的实施方案中，催化剂表面促进剂是 铁。在另外优选的实施方案中，催化剂表面促进剂是钛。在还一个特 别优选的实施方案中，催化剂在其表面包含铁和锡。铁、锡或二者的 使用一般(1)减少了使用几个循环的催化剂的贵金属浸出，和(2) 当催化剂用于进行N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的氧化时，往往 增加和/或保持了催化剂的活性。包含铁的催化剂一般是最优选的，因 为它们往往对于甲醛和甲酸氧化具有最高的活性和稳定性。

在优选的实施方案中，催化剂表面促进剂比贵金属更容易氧化(在 其中催化剂表面促进剂也是贵金属的情况下，催化剂表面促进剂贵金 属优选比非促进剂贵金属更容易氧化)。如果促进剂比贵金属具有更 低的第一电离势，那么促进剂更容易被氧化。元素的第一电离势在本 领域中是众所周知的，并且可以见例如 CRC Handbook of Chemistry and Physics(CRC Press，Inc.，Boca Raton，Florida)。

取决于例如所使用的贵金属和催化剂表面促进剂，在碳载体表面的 催化剂表面促进剂的量(无论是否与碳表面本身，金属或它们的结合 相缔合)可以在宽范围内变化。一般地，催化剂表面促进剂的重量百 分数是至少约0.05％([催化剂表面促进剂的质量÷催化剂的总质量] ×100％)。催化剂表面促进剂的重量百分数优选是约0.05到约10％， 更优选约0.1到约10％，还更优选约0.1到约2％，和最优选约0.2 到约1.5％。当催化剂表面促进剂是锡时，重量百分数最优选是约0.5 到约1.5％。低于0.05％的催化剂表面促进剂重量百分数一般不能在 长时间内促进催化剂的活性。另一方面，高于约10％的重量百分数往 往降低了催化剂的活性。

根据例如所使用的贵金属和催化剂表面促进剂，贵金属与催化剂表 面促进剂的摩尔比(在其中催化剂表面促进剂也是贵金属的情况下， 非促进剂贵金属与催化剂表面促进剂贵金属的摩尔比)也可以变化很 大。优选该比率是约1000∶1到约0.01∶1；更优选约150∶1到约0.05∶1； 还更优选约50∶1到约0.05∶1；和最优选约10∶1到约0.05∶1。例如， 包含铂和铁的催化剂优选具有约3∶1的铂与铁摩尔比。

在本发明的一个特别优选的实施方案中，贵金属(例如Pt)与至 少一种催化剂表面促进剂(例如，Sn，Fe或二者)成合金，形成合金 金属粒子(并且在其中催化剂表面促进剂也是贵金属的情况下，非促 进剂贵金属优选与催化剂表面促进剂贵金属成合金)。包括与至少一 种催化剂表面促进剂成合金的贵金属的催化剂往往具有以上关于一般 包括催化剂表面促进剂的催化剂所述的所有优点。包括与至少一种催 化剂表面促进剂成合金的贵金属的催化剂还往往表现了更高的耐催化 剂表面促进剂浸出性和此外对于甲醛和甲酸氧化的各循环之间的稳定 性(参阅例如实施例17)。

术语合金包括含有贵金属和至少一种催化剂表面促进剂的任何金 属粒子，不管其中贵金属和催化剂表面促进剂原子在粒子内排列的精 确方式如何(虽然一般优选在合金金属粒子的表面具有部分贵金属原 子)。该合金例如可以是以下的任何一种：

1、 金属间化合物。金属间化合物是包括贵金属和促进剂的化合物 (例如Pt3Sn)。

2、 置换合金。置换合金具有单一连续相，不管贵金属和促进剂原 子的浓度如何。一般地，取代合金含有贵金属和促进剂原子，它们在 尺寸上是类似的(例如铂和银；或铂和钯)。置换合金还称为单相合 金。

3、 多相合金。多相合金是含有至少两种不连续相的合金。这种合 金可以在一个相中含有例如Pt3Sn，而在一个分离相中含有溶解在铂中 的锡。

4、 分离合金。分离合金是其中粒子化学计量随距金属粒子表面的 距离的变化而变化的金属粒子。

5、 填隙合金。填隙合金是其中贵金属和促进剂原子与非金属原子 如硼、碳、硅、氮、磷等结合的金属粒子。

优选至少约80％(数密度)的合金金属颗粒的最大尺寸是约0.5 到约35nm，更优选最大尺寸是约1到约20nm，还更优选最大尺寸是约 1到约15nm，以及最优选最大尺寸是约1.5到约7nm。

合金金属粒子不需具有均匀的组成；在各粒子之间，乃至粒子本身 之内的组成可以不同。另外，催化剂还可以包括单独由贵金属或单独 由催化剂表面促进剂组成的粒子。虽然如此，优选金属粒子的组成在 各粒子之间和在各粒子之内是基本均匀的，并且优选与催化剂表面促 进剂原子紧密接触的贵金属原子的数目最大化。虽然不是必要的，但 还优选大多数贵金属原子与催化剂表面促进剂成合金，更优选基本所 有贵金属原子与催化剂表面促进剂成合金。虽然不是必要的，进一步 优选合金金属粒子均匀分布在碳载体的表面上。

不管催化剂表面促进剂是否与贵金属成合金，目前认为，如果该催 化剂暴露于氧化剂一定时间，催化剂表面促进剂往往被氧化。例如， 元素锡催化剂表面促进剂往往氧化成Sn(II)O，而Sn(II)O往往氧化 成Sn(IV)O2。例如，如果催化剂暴露于空气约1小时以上，可以发生 该氧化。虽然这种催化剂表面促进剂氧化未发现对贵金属浸出、贵金 属烧结、催化剂活性或催化剂稳定性有显著不利的影响，但它使分析 在碳载体表面的有害含氧官能团的浓度变得更难。例如，如上所述， 有害含氧官能团(即，降低贵金属耐浸出性和耐烧结性，并降低催化 剂活性的含氧官能团)的浓度可以通过测量(使用例如TGA-MS)在惰 性气氛中在高温下从催化剂解吸的CO量来测定。然而，目前相信，当 氧化的催化剂表面促进剂存在于表面时，来自氧化的催化剂表面促进 剂的氧原子往往与载体的碳原子在惰性气氛中在高温下反应，生成CO， 从而产生了在载体的表面有比实际存在的更多的有害含氧官能团的错 觉。氧化的催化剂表面促进剂的这些氧原子还能够影响由催化剂表面 的氧原子单次测量(例如经X-射线光电子能谱法)获取贵金属浸出、 贵金属烧结和催化剂活性的可靠预测。

因此，当催化剂包括已接触氧化剂并从而被氧化(例如当催化剂接 触空气约1小时以上时)的至少一种催化剂表面促进剂时，优选在试 图测量碳载体表面的有害含氧官能团的量之前，催化剂表面促进剂首 先被基本还原(从而从催化剂表面除去氧化的催化剂表面促进剂的氧 原子)。该还原优选通过在主要由H2组成的气氛中将催化剂加热到500 ℃的温度达1小时来实现。表面的有害含氧官能团的测定优选(a)在 该还原之后，和(b)在还原之后表面接触氧化剂之前进行。最优选在还 原之后立即进行测定。

碳载体表面的金属粒子的优选浓度取决于例如金属粒子的尺寸，碳 载体的比表面积和贵金属在催化剂上的浓度。目前认为，一般地，金 属粒子的优选浓度大概为约3到约1,500个粒子/μm2(即，金属粒子 的数目/μm2碳载体表面)，尤其其中：(a)至少约80％(数密度)的 金属粒子的最大尺寸是约1.5到约7nm，(b)碳载体具有约750到约 2100m2/g的比表面积(即m2碳载体表面/g碳载体)，和(c)碳载体表 面的贵金属的浓度是约1到约10wt％([贵金属的质量÷催化剂的总质 量]×100％)。在更优选的实施方案中，需要更窄范围的金属粒子浓 度和贵金属浓度。在一个这样的实施方案中，金属粒子的浓度是约15 到约800个粒子/μm2，贵金属在碳载体表面的浓度是约2到约10wt％。 在更更优选的实施方案中，金属粒子的浓度是约15到约600个粒子 /μm2，贵金属在碳载体表面的浓度是约2到约7.5wt％。在最优选的实 施方案中，金属粒子的浓度是约15到约个400粒子/μm2，贵金属在碳 载体表面的浓度是约5wt％。金属粒子在碳载体表面的浓度可以使用本 领域已知的方法测定。

碳载体的表面优选在贵金属沉积到该表面上之前去氧。优选该表面 使用高温去氧处理来去氧。这种处理可以是一步或多步方案，在每一 种情况下，这种处理使在碳载体表面上的含氧官能团全部化学还原。

在两步高温去氧处理中，碳载体优选首先用气体或液相氧化剂处 理，以便将相对低氧化态的含氧官能团(例如酮类，醛类和醇类)转 化为相对高氧化态的官能团(例如羧酸)，后者更容易在高温下从催 化剂表面断裂。代表性的液相氧化剂包括硝酸，H2O2，铬酸和次氯酸盐， 其中包含约10到约80g HNO3/100g水溶液的浓硝酸是优选的。代表性 的气体氧化剂包括分子氧，臭氧，二氧化氮和硝酸蒸气。硝酸蒸气是 优选的氧化剂。用液体氧化剂，约60到约90℃的温度是适宜的，但 用气体氧化剂，通常有利地使用约50到约500℃或甚至更高的温度。 碳用氧化剂处理的时间可以在约5分钟到约10小时的宽范围内变化。 优选地，反应时间是约30分钟到约6小时。实验结果显示，第一处理 步骤中的碳负荷、温度、氧化剂浓度等对于获得所需碳材料的氧化不 是很关键，因此可以方便地在宽范围内控制。因为经济方面的原因， 优选尽可能高的碳负荷。

在第二步中，氧化的碳载体在优选约500到约1500℃，和更优选 约600到约1,200℃的温度下，在氮气、氩气、氦气或其它非氧化环 境(即基本无氧环境)中被热解(即被加热)，以便从碳表面去除含 氧官能团。在高于500℃的温度下，可以使用包含少量氨(或在热解 过程中会产生NH3的任何其它化学个体)，蒸汽或二氧化碳的环境，它 们有助于热解。然而，当将碳载体的温度冷却到低于500℃的温度时， 含氧气体如蒸汽或二氧化碳的存在可以导致表面氧化物的重新形成， 因此，优选避免存在。因此，热解优选在非氧化气氛(例如氮气，氩 气或氦气)中进行。在一个实施方案中，非氧化气氛包括氨，与在其 它气氛中的热解相比，这往往在更短时间内产生活性更高的催化剂。 热解例如可以使用回转窑、流化床反应器或普通加热炉来进行。

碳载体一般热解约5分钟到约60小时，优选约10分钟到约6小时 的时间。更短的时间是优选的，因为碳长时间暴露于高温下往往降低 催化剂的活性。不受任何特定理论的制约，目前认为，在热解温度下 的长期加热有利于石墨的形成，这是碳载体的不优选形式，因为它通 常具有较小的表面积。如上所述，通过使用包含氨的气氛一般可以在 更短的时间内产生活性更高的催化剂。

在本发明的优选实施方案中，高温去氧在一个步骤中进行。该一步 处理可以仅由上述两步高温去氧处理的热解步骤组成。然而，更优选 的是，单步处理由如上所述热解碳载体组成，同时让包含N2、NH3(或 在热解过程中会产生NH3的任何其它化学个体)和蒸汽的气流经过碳。 虽然它不是本发明的关键特征，但该气流的流速优选快得足以获得新 鲜气体反应物和碳表面之间的充分接触，而又慢得足以防止过度碳失 重和物料浪费。可以使用非反应性气体作为稀释剂，以避免严重的碳 失重。

用于将贵金属沉积到碳载体表面的方法在本领域中一般是已知的， 并且包括液相方法如反应沉积技术(例如，贵金属化合物还原沉积法 和贵金属化合物水解沉积法)，离子交换技术，过量溶液浸渍和早期 润湿浸渍；气相法如物理沉积和化学沉积；沉淀；电化学沉积和无电 沉积。一般参阅Cameron，D.S.，Cooper，S.J.，Dogdson，I.L.， Harrison，B.，and Jenkins，J.W.“Carbons as Supports for Precious Metal Catalysts，” Catalysis Today，7，113-137(1990)。 在碳载体的表面包含贵金属的催化剂还可以商购，例如Aldrich Catalog No.20，593-1，5％Pt/活性C(Aldrich Chemical Co.，Inc.， Milwaukee，WI)；Aldrich Catalog No.20，568-0，5％Pt/活性C。

优选贵金属通过反应沉积技术沉积，包括使碳载体与包含贵金属的 盐的溶液接触，然后水解该盐。相对便宜的合适铂盐的实例是六氯铂 酸(H2PtCl6)。在实施例3中举例说明了使用该盐通过水解沉积法将铂 沉积到碳载体上。

在本发明的一个实施方案中，使用包含处于其更低氧化态之一的贵 金属的盐的溶液将贵金属沉积到碳载体的表面上。例如，使用Pt(II) 的盐代替使用Pt(IV)的盐(例如H2PtCl6)。在另一实施方案中，使用 元素态的铂(例如胶体铂)。使用这些更还原态的金属前体导致了碳 载体的氧化减少，并因此在载体表面上形成更少的含氧官能团，同时 将贵金属沉积到该表面上。Pt(II)盐的一个实例是K2PtCl4。另一可能 有效的Pt(II)盐是二亚硝酸·二氨合铂(II)。实施例11显示，使 用该盐沉积贵金属获得了比使用H2PtCl6作为金属前体制备的催化剂 具有更高的耐浸出性的催化剂。不受任何特定理论的约束，据信这归 因于以下事实：二亚硝酸·二氨合铂(II)在还原过程中就地产生了 氨，这进一步促进了碳载体表面上的含氧官能团的去除。然而，应该 权衡考虑该益处与使用二亚硝酸·二氨合铂(II)相关的可能的爆炸 危险。

在贵金属沉积到碳载体表面之前、同时或之后，可以将催化剂表面 促进剂沉积到碳载体的表面上。用于将促进剂沉积到碳载体表面上的 方法在本领域中一般是已知的，并且包括上述用于沉积贵金属的相同 方法。在一个实施方案中，使用包含促进剂的盐溶液来沉积催化剂表 面促进剂。可以用于沉积铋的合适盐是Bi(NO3)3·5H2O，可以用于沉积 铁的合适盐是FeCl3·6H2O，而可以用于沉积锡的合适盐是SnCl2·2H2O。 应该认识到，可以将一种以上的催化剂表面促进剂沉积到碳载体的表 面上。实施例13、14、15和17示范了用包含促进剂的盐溶液将促进 剂沉积到碳表面上。实施例18示范了使用包含促进剂的盐溶液将一种 以上的促进剂(即铁和锡)沉积到碳表面上。

如上所述，包含与至少一种催化剂表面促进剂成合金的贵金属的催 化剂是特别优选的。有多种本领域已知的可行制备技术，可以用来在 载体表面上形成多金属合金。参阅例如V.Ponec & G.C Bond， Catalysis by metals and Alloys，“Studies in Surface Science and Catalysis”，Vol.95(B.Delmon.&J.T.Yates，advisory eds.， Elsevier Science B.V.，Amsterdam，Netherlands)。

在一个更优选的实施方案中，使用反应沉积来形成含有与催化剂表 面促进剂成合金的贵金属的金属粒子。

反应沉积可以包括例如还原沉积，其中碳载体表面与包括下列组分 的溶液接触：(a)还原剂；和(b)(i)包含贵金属的化合物和包含促 进剂的化合物，或(ii)包括贵金属和促进剂的化合物。可以使用各种 还原剂，如硼氢化钠，甲醛，甲酸，甲酸钠，盐酸肼，羟胺和次亚磷 酸。包含贵金属和/或促进剂的化合物包括例如：

1、 卤素化合物。它们包括例如H2PtCl6，K2PtCl4，Pt2Br62-，K2PdCl4， AuCl41-，RuCl3，RhCl3·3H2O，K2RuCl6，FeCl3·6H2O，(SnCl3)1-，SnCl4， ReCl6，FeCl2和TiCl4。

2、 氧化物和氯氧化物。它们包括例如RuO42-和M2SnO4。

3、 硝酸盐化合物。它们包括例如Fe(NO3)3。

4、 胺配合物。它们包括例如[Pt(NH3)4]Cl2，[Pd(NH3)4]Cl2， Pt(NH3)2Cl2，[Pt(NH3)4]PtCl4，Pd(NH2CH2CH2NH2)Cl2， Pt(NH2CH2CH2NH2)2Cl2和[Ru(NH3)5Cl]Cl2。

5、 膦配合物。它们包括例如Pt(P(CH3)3)2Cl2；IrClCO(PC6H5)3)2； PtClH(PR3)2，其中各R独立是烃基，如甲基，乙基，丙基，苯基等。

6、 有机金属配合物。它们包括例如Pt2(C3H6)2Cl4；Pd2(C2H4)2Cl4； Pt(CH3COO)2，Pd(CH3COO)2；K[Sn(HCOO)3]；Fe(CO)5；Fe3(CO)12；Fe4(CO)16； Sn3(CH3)4；和Ti(OR)4，其中各R独立是烃基，如甲基，乙基，丙基， 苯基等。

7、 贵金属/促进剂配合物。它们包括例如Pt3(SnCl3)2(C8H12)3和 [Pt(SnCl3)5]3-。

在特别优选的实施方案中，使用水解反应来沉积与催化剂表面促进 剂成合金的贵金属。在这种情况下，形成含有贵金属和促进剂的配体， 然后水解，在碳载体表面上形成充分混合的金属氧化物和金属氢氧化 物簇。这些配体例如可以通过使载体的表面与包括(a)含贵金属的化合 物和含促进剂的化合物，或(b)含贵金属和促进剂的化合物的溶液接触 来形成。以上就还原沉积列举了含贵金属和/或促进剂的合适化合物。 配体的水解例如可以通过加热(例如在至少约60℃的温度下加热)混 合物来实现。实施例17进一步示范了使用水解反应来沉积与催化剂表 面促进剂(即铁)成合金的贵金属(即铂)。

除了上述反应沉积技术以外，还有许多其它技术可以用于形成合 金。它们包括例如：

1、通过浸渍、溶液吸附和/或离子交换，将金属化合物(它可以是 简单化合物或复合物，并且可以是共价或离子化合物)引入到载体的 表面上来形成合金。

2、通过将含有贵金属和促进剂的金属蒸气真空共沉积到表面上来 形成合金。

3、通过例如电解镀或化学镀，将一种或多种金属沉积到预沉积的 属于元素周期表8、9或10族的金属(即Fe，Co，Ni，Ru，Rh，Pd， Os，Ir和Pt)上来形成合金。

4、通过下列步骤形成合金：(a)在碳载体的表面上沉积含有0价态 金属的金属配合物(例如贵金属和促进剂的羰基，π-烯丙基或环戊二 烯基配合物)；和(b)例如通过加热或还原来除去配体以在表面形成合 金粒子。

5、通过将含金属化合物(例如金属氯化物或金属烷基化物)的溶 液与含有元素周期表的8、9或10族金属的预沉积的金属氢化物接触 来形成合金。

6、通过在碳载体的表面上同时或依次共沉积含有贵金属和促进剂 的金属配合物(预形成或就地形成)来形成合金。

7、通过预形成作为胶体或气溶胶的合金粒子，然后在碳载体的表 面上沉积该预形成的合金粒子来形成合金。举例说明，含有铂和铁的 胶体粒子可以容易地通过煮沸H2PtCl6和SnCl2·2H2O的稀溶液和柠檬 酸钠溶液来形成。可以使用保护剂(例如碳水化合物，聚合物，亲脂 季氮盐)来有效控制金属合金粒子生长。该技术因此经常用于形成窄 分布的合金粒子粒度。

应该认识到，上述用于形成合金的技术只是示例性的，而不是穷举 性的。使用本说明书的教导和本领域的普通知识，本领域的普通技术 人员可以常规地决定本领域已知的许多合金制备技术的哪一种适合于 特定用途。

不管用于形成合金的技术是哪一种，在金属沉积在碳载体的表面上 之后，通常优选使用例如低于大气压的非氧化环境(优选N2，惰性气 体或二者)来干燥载体。在载体的表面随后通过加热该表面来还原的 场合，干燥步骤的使用是特别优选的(并且在加热是在非氧化环境中 进行的场合，是更优选的)。优选干燥载体以将载体的水分含量减少 到低于约5wt％。

应该认识到，在贵金属和催化剂表面促进剂沉积之后的碳载体表面 的还原，一般增加了贵金属与催化剂表面促进剂成合金的程度。这种 还原还通常增加了在优选粒度范围内的粒子的数目。

在碳载体用贵金属(和催化剂表面促进剂，如果有的话)浸渍之后， 优选将催化剂的表面还原。例如可以通过在至少约400℃的温度下加 热表面来适宜地还原催化剂的表面。尤其优选在非氧化环境(例如氮 气、氩气或氦气)中进行该加热。还更优选该温度高于约500℃。更 更优选该温度是约550到约1,200℃，最优选约550到约900℃。低于 400℃的温度对于从碳载体的表面上除去含氧官能团往往是不令人满 意的。另一方面，高于1,200℃的温度往往降低了催化剂的活性。只 有在贵金属沉积到表面之前碳载体表面具有至少约20∶1的碳原子与 氧原子比率，才优选使用约400到约500℃的温度。

在尤其优选的实施方案中，催化剂的表面通过包括让该表面暴露于 还原环境的方法来还原。例如，在加热之前，催化剂样品可以用液相 还原剂，如甲醛或甲酸预处理。甚至更优选地，该加热在气相还原剂 的存在下进行(在气相还原剂的存在下加热催化剂的方法有时称为高 温气相还原)。在加热过程中可以使用各种气相还原剂，包括但不限 于H2，氨和一氧化碳。氢气是最优选的，因为氢的分子尺寸小，可以 更好地渗透到最深的碳载体孔隙中。优选气体的剩余物基本由非氧化 气体，如氮气，氩气或氦气组成。该气体可以包含任何有限浓度的H2， 虽然低于1.0％的H2浓度是不利的，因为还原载体表面所需的时间往 往很长。优选该气体包含约5到约50体积％的H2，最优选约5到约 25体积％的H2。

加热催化剂表面的优选时间取决于还原剂至催化剂表面的传质。当 还原剂是包含约10到约20体积％H2的非氧化气体时，该表面优选在 约550到约900℃下加热约15分钟到约24小时，其中空速为约1到 约5,000hr-1。更优选空速是约10到约2,500hr-1，和甚至更优选约 50到约750hr-1。在最优选的实施方案中，热处理在以上优选的温度和 空速下进行约1到约10hr。在低于1hr-1的空速下加热表面是不利的， 因为碳载体表面的含氧官能团没有被充分破坏。另一方面，在高于 5,000hr-1的空速下加热是不经济的。

为获取足够的贵金属分散性和保留率，在碳载体表面上预先存在的 含氧官能团一般是不必要的，或者甚至是不希望的。不受任何特定理 论的制约，据信该加热步骤通过除去碳载体表面的含氧官能团(包括 由于将贵金属沉积到该表面上而形成的那些)而增强了在催化剂上的 铂-碳相互作用。据信这些含氧官能团是贵金属的不稳定固着位点，因 为它们往往受贵金属和碳载体之间的潜在更强的π相互作用的影响。单 纯的加热会分解和从而除去碳载体表面上的许多含氧官能团。然而， 通过在还原剂(例如H2)的存在下加热该表面，能够消除更多的含氧 官能团。

如果在贵金属沉积到载体表面上之前在碳载体表面上的碳原子与 氧原子比率低于约20∶1，该表面优选在高于500℃的温度下使用上述 高温气相还原处理来还原，虽然该表面任选可以用除高温气相还原外 的其它还原环境来处理。另一方面，如果在贵金属沉积到表面之前碳 载体的表面具有至少约20∶1的碳原子与氧原子比率，那么可以使用各 种替代的还原环境来代替高温气相还原。

催化剂的表面可以至少部分地通过用胺如脲，包含铵离子(例如甲 酸铵或草酸铵)的溶液或氨气处理来还原，其中氨气或包含铵离子的 溶液是最优选的。除了其它还原处理以外，优选使用这种胺处理，并 最优选在高温气相还原之前使用。在一个这样的实施方案中，通过用 包含铵离子的贵金属前体溶液处理表面，将该贵金属沉积到表面上。 或者，在将贵金属沉积到载体表面之后，载体可以用包含铵离子的溶 液洗涤，或者与包含氨的气体接触。最优选在沉积贵金属之后，催化 剂表面用稀氨水洗涤。在这种情况下，将催化剂加到纯水中，搅拌几 小时，以润湿催化剂的表面。其次，在继续搅拌该催化剂淤浆的同时， 将包含铵离子的溶液加入到催化剂淤浆中，其加入量应足以产生大于 7的pH，更优选约8到约12，和最优选约9.5到约11.0的pH。因为 温度和压力不是关键的，该步骤优选在室温和大气压下进行。实施例 10进一步说明了该还原处理。

还可以使用硼氢化钠(NaBH4)来还原催化剂的表面。与用胺处理一 样，除了其它还原处理以外，优选使用该处理，并最优选在高温气相 还原之前使用。优选在将贵金属沉积到载体表面之后，在NaOH存在下， 在约8到约14的pH下，用NaBH4的溶液洗涤载体约15到约180分钟。 NaBH4的用量优选足以还原所有贵金属。因为温度和压力不是关键的， 该步骤优选在室温和大气压下进行。实施例12进一步说明了该还原处 理。

应该认识到，以上可用于还原催化剂表面的任何一种处理也可以用 于在将贵金属沉积到表面之前使碳载体表面去氧。

在许多方法中，当希望催化剂含有促进剂时，通过例如上述促进剂 沉积技术(该沉积步骤通常由催化剂的生产商来进行)，将促进剂预 沉积到催化剂表面上。然而，该促进剂沉积步骤往往增加了催化剂制 备方法的成本。为了避免这些附加成本，已经发现，促进剂的利益(例 如增加的选择性、活性和/或催化剂稳定性)可以仅通过将促进剂(即 补充促进剂)直接与碳负载的含贵金属的催化剂(尤其与上述还原的 催化剂)混合来获得。该混合例如可以直接在氧化N-(膦酰基甲基)亚 氨基二乙酸底物的氧化反应区中进行。或者，例如，该混合可以独立 于氧化反应进行，如在催化剂存储罐中进行。

特别地，已经发现，某些金属和/或金属化合物在用碳负载的含贵 金属的催化剂催化的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧化中起补充 促进剂的作用。已经发现这些补充促进剂可有效提高贵金属/碳催化剂 将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧化为N-(膦酰基甲基)甘氨酸 产物的能力，其中它们可有效提高对所需的至N-(膦酰基甲基)甘氨酸 的转化，副产物甲醛至甲酸的氧化和副产物甲酸至二氧化碳的氧化的 催化作用。

取决于应用，补充促进剂可以是例如锡，镉，镁，锰，钌，镍，铜， 铝，钴，铋，铅，钛，锑，硒，铁，铼，锌，铈，锆，碲，钠，钾， 钒，镓，钽，铌，铷，铯，镧和/或锗。通常更优选补充促进剂是铋， 铅，锗，碲，钛，铜和/或镍。

在一个尤其优选的实施方案中，补充促进剂是铋。根据本发明已经 发现，当催化剂用于催化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的氧化以 形成N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物时，铋的存在对于提高碳负载的含贵 金属的催化剂(尤其上述还原的催化剂)的选择性是特别有效的。更 具体地说，已经发现，铋的存在引起了被催化氧化的甲酸副产物量的 增加。在一些例子中(尤其在催化剂包含锡作为催化剂表面促进剂的 场合)，还发现铋的存在引起了被催化氧化的甲醛副产物量的增加。 这种对一种或两种这些副产物增加的破坏进而使所形成的N-甲基 -N-(膦酰基甲基)甘氨酸副产物减少(据信这归因于每分子N-甲基 -N-(膦酰基甲基)甘氨酸副产物的形成需要(a)两个甲醛分子，或(b) 一个甲酸分子和一个甲醛分子的事实)。此外，已经发现，在一些情 况下(尤其在使用一种以上补充促进剂的场合)，铋的存在还可以减 少在N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的氧化过程中从催化剂的碳载 体上浸出的贵金属量。

在本发明的另一优选实施方案中，使用碲作为补充促进剂。如在引 入铋作为补充促进剂的以上实施方案中那样，当催化剂用于催化N-(膦 酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的氧化以形成N-(膦酰基甲基)甘氨酸产 物时，发现碲的存在也可有效提高碳负载的含贵金属的催化剂(尤其 上述还原的催化剂)的选择性。更特别地，还发现碲可以增加在N-(膦 酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的氧化中的催化剂的活性。此外，还发现， 通过使碲存在于反应介质中(尤其当还存在铋时)，可以减少在N-(膦 酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的氧化过程中从催化剂的碳载体上浸出 的贵金属的量。

在最优选的实施方案中，使用铋和碲二者作为补充促进剂。

补充促进剂和催化剂的混合优选在液体介质中进行。如上所述，该 混合例如可以直接在N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物被氧化的液体 反应介质中进行。然而，在氧化反应在压力下进行的场合，反应容器 通常被密封，因此通常更优选在反应容器之外混合催化剂与补充促进 剂，如在催化剂存储罐或再循环罐中混合。

一般地，补充促进剂以含有补充促进剂的无机或有机化合物的形式 引入到混合液体中。含促进剂的化合物可以在液体中溶解或不溶，但 最通常至少部分可溶。连接于补充促进剂原子的官能团一般不是关键 的(虽然它优选是农业可接受的官能团)。一般地，例如，适合的化 合物包括氧化物，氢氧化物，无机氢酸的盐，无机含氧酸的盐，脂族 或芳族有机酸的盐和酚盐。

适合的含铋化合物例如包括无机或有机化合物，其中铋原子处于大 于0(例如2，3，4或5)，最优选3的氧化水平。这些适合的铋化合 物的实例包括：

1、铋氧化物。它们包括例如，BiO，Bi2O3，Bi2O4，Bi2O5等。

2、铋氢氧化物。它们包括例如Bi(OH)3等。

3、无机氢酸的铋盐。它们包括例如铋氯化物(例如BiCl3)，铋溴 化物(例如BiBr3)，铋碘化物(例如BiI3)，铋碲化物(例如Bi2Te3) 等。铋卤化物一般是不优选的，因为它们往往腐蚀工艺设备。

4、无机含氧酸的铋盐。它们包括例如铋亚硫酸盐(例如 Bi2(SO3)3·Bi2O3·5H2O)，铋硫酸盐(例如Bi2(SO3)3)，氧铋硫酸盐 (例如(BiO)HSO4)，氧铋亚硝酸盐(例如(BiO)NO2·0.5H2O)，铋硝 酸盐(例如Bi(NO3)3·5H2O，还称为硝酸铋五水合物)，氧铋硝酸盐(例 如(BiO)NO3，还称为碱式硝酸铋，氧化硝酸铋和硝酸氧化铋)，铋和 镁的双硝酸盐(例如2Bi(NO3)3·3Mg(NO3)2·24H2O)，铋亚磷酸盐(例 如Bi2(PO3H)3·3H2O)，铋磷酸盐(例如BiPO4)，铋焦磷酸盐(例如 Bi4(P2O7)3)，氧铋碳酸盐(例如(BiO)2CO3，还称之为碱式碳酸铋)， 铋高氯酸盐(例如Bi(ClO4)3·5H2O)，铋锑酸盐(例如BiSbO4)，铋 砷酸盐(例如Bi(AsO4)3)，铋硒酸盐(例如Bi2(SeO2)3)，铋钛酸盐 (例如Bi2O3·2TiO2)等。这些盐还包括从过渡金属衍生的含氧酸的铋 盐，包括例如铋钒酸盐(例如BiVO4)，铋铌酸盐(例如BiNbO4)，铋 钽酸盐(BiTaO4)，铋铬酸盐(Bi2(CrO4))，氧铋重铬酸盐(例如 (BiO)2Cr2O7)，氧铋铬酸盐(例如H(BiO)CrO4)，氧铋和钾的双铬酸 盐(例如K(BiO)CrO4)，铋钼酸盐(例如Bi2(MoO4)3)，铋和钠的双 钼酸盐(例如NaBi(MoO4)2)，铋钨酸盐(例如Bi2(WO4)3)，铋高锰酸 盐(例如Bi2O2(OH)MnO4)，铋锆酸盐(例如2Bi2O3·3ZrO2)等。

5、脂族或芳族有机酸的铋盐。它们包括例如铋乙酸盐(例如 Bi(C2H3O2)3)，氧铋丙酸盐(例如(BiO)C3H5O2)，铋苯甲酸盐(例如 C6H5CO2Bi(OH)2)，氧铋水杨酸盐(例如C6H4CO2(BiO)(OH))，铋草酸 盐(例如(C2O4)3Bi2)，铋酒石酸盐(例如Bi2(C4H4O6)3·6H2O)，铋乳 酸盐(例如(C6H9O5)OBi·7H2O)，铋柠檬酸盐(例如C6H5O7Bi)等。

6、铋苯酚化物。它们包括例如铋没食子酸盐(例如C7H7O7Bi)，铋 焦没食子酸盐(例如C6H3(OH)2(OBi)(OH))等。

7、各种其它有机和无机铋化合物。它们包括例如铋磷化物(例如 BiP)，砷化铋(Bi3As4)，铋酸钠(例如NaBiO3)，铋-硫氰酸(例如， H2(Bi(BNS)5)·H3(Bi(CNS)6))，铋-硫氰酸的钠盐，铋-硫氰酸的钾盐， 三甲基 (例如Bi(CH3)3)，三苯基 (例如Bi(C6H5)3)，氯氧化铋 (例如BiOCl)，碘氧化铋(例如BiOI)等。

在优选的实施方案中，铋化合物是铋氧化物，铋氢氧化物或无机含 氧酸的铋盐。更优选铋化合物是铋硝酸盐(例如Bi(NO3)3·5H2O)，氧 铋碳酸盐(例如(BiO)2CO3)或铋氧化物(例如Bi2O3)，其中氧化铋(III) (即Bi2O3)是最优选的，因为它不含能够污染最终反应产物的抗衡离 子。

适合的含碲化合物例如包括无机或有机化合物，其中碲原子处于大 于O(例如，2、3、4、5或6)，最优选4的氧化水平。这些适合的 碲化合物的实例包括：

1、碲氧化物。它们包括例如TeO2，Te2O3，Te2O5，TeO3等。

2、无机氢酸的碲盐。它们包括例如四氯化碲(例如TeCl4)，四溴 化碲(例如TeBr4)，四碘化碲(例如TeI4)等。

3、无机含氧酸的碲盐，它们包括例如亚碲酸(例如H2TeO3)，碲 酸(例如H2TeO4或Te(OH)6)，碲硝酸盐(例如Te2O4·HNO3)等。

4、各种其它有机和无机碲化合物，它们包括例如二氯化二甲基碲， 氧化碲铅，异丙醇碲，碲酸铵，碲硫脲等。

在优选的实施方案中，碲化合物是碲氧化物或无机氢酸的碲盐。更 优选碲化合物是二氧化碲(例如TeO2)，四氯化碲(例如TeCl4)或碲 酸(例如Te(OH)6)，其中四氯化碲是最优选的。

引入到反应区中的补充促进剂的优选量取决于例如碳负载的含贵 金属的催化剂的质量(即碳载体、贵金属和催化剂的任何其它组分的 总质量)；总反应原料混合物的质量和N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸 底物的浓度。

一般地，加到反应器中的补充促进剂的质量与碳负载的含贵金属的 催化剂的质量的比率优选是至少约1∶15000；更优选至少约1∶5000； 还更优选至少约1∶2500；和最优选至少约1∶1000。虽然当补充促进剂 的质量与碳负载的含贵金属的催化剂的质量的比率高达约1∶750，约 1∶500，约1∶300，以及甚至高于约1∶50或1∶40时可以实施本发明， 且无损于氧化反应，但已经发现上述优选的较低比率对于大多数应用， 尤其对于N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的氧化来说是有效的。

加到反应器中的补充促进剂的质量与总反应物质量的比率优选是 至少约1∶1,000,000；更优选至少约1∶100,000；还更优选至少约 1,40,000；和最优选约1∶40,000到约1∶15,000。虽然通常可以使用 高于1∶8000的比率，且无损于氧化反应，但通常优选该比率小于 1∶8000(尤其在铋是补充促进剂的场合)。

加到反应器中的补充促进剂的质量与N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙 酸底物的质量的比率优选至少约1∶100,000；更优选1∶10,000；还更 优选至少约1∶4000；和最优选约1∶4000到约1∶2000。虽然通常可以 使用高于1∶1000的比率，且无损于氧化反应，但通常优选该比率小于 1∶1000(尤其在铋是补充促进剂的场合)。

在颗粒贵金属/碳催化剂用于氧化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸 底物时，可以将催化剂和补充促进剂二者加入到含有N-(膦酰基甲基) 亚氨基二乙酸底物和氧的含水反应介质中。补充促进剂可以以至少约 1∶15,000，优选至少约1∶5000，更优选至少约1∶2500，和最优选至少 约1∶1000的补充促进剂∶催化剂加料的质量比加入。随着N-(膦酰基 甲基)亚氨基二乙酸底物氧化的进行，产生了甲醛和甲酸副产物。该催 化剂不仅可有效催化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的氧化，而且 将甲醛进一步氧化为甲酸，和将甲酸氧化为二氧化碳。补充促进剂的 存在可有效提高这些副产物的催化氧化，尤其将甲酸转化为CO2。

在氧化反应在其中催化剂在反应介质中淤浆化的搅拌釜反应器中 进行的场合，催化剂优选通过过滤从反应混合物中分离，并再循环到 反应器中，再次用于N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物和上述副产物 的氧化。这种搅拌釜反应器系统可以以间歇或连续方式操作。或者， 可以使用固定或流化催化剂床。在连续方法中，向反应区中连续或间 歇供给包括N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水反应介质，并连 续或间歇排出包括N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的反应混合物，补充促 进剂被连续或间歇引入到该反应区，N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底 物、甲醛和甲酸在连续反应区中被全部氧化。

已发现，将补充促进剂不连续加料加入到系列连续分批反应循环的 第一批中，可有效提高整个系列反应循环的氧化甲醛和甲酸的催化剂 活性，不用进一步添加任何外部来源的补充促进剂。此外发现，补充 促进剂存在于再循环催化剂中，显然通过吸附到贵金属和/或碳载体上 已沉积在催化剂上。在多个循环之后，在催化剂上仅能够发现加入到 该系列第一批中的部分补充促进剂。然而，当将补充促进剂以上述量 引入到第一批中时，保留在催化剂上的部分显然足够促进所有系列批 次的甲醛和甲酸的氧化，其中由前一批再循环的催化剂基本是用于系 列连续分批反应循环的补充促进剂的唯一来源。已发现，以约1∶2500 的补充促进剂∶催化剂的质量比单次添加补充促进剂，可有效促进20 批或20批以上，一般50批或50批以上，更一般100批以上反应循环 系列的副产物氧化。此后，可以任选将另一份补充促进剂给料加入到 反应介质中，使该后续批次构成另一系列分批氧化反应循环的第一批， 其中来自这另一系列的前一批次的再循环催化剂基本上成为用于该另 一系列分批反应的连续分批反应循环的促进剂的唯一来源。

类似地，在将补充促进剂加入到连续搅拌釜反应器的反应介质中的 情况下，单批量添加补充促进剂可有效提高在整个连续反应循环的多 个反应器周转中催化剂对于甲醛和甲酸氧化的效力。直到第二个反应 循环开始为止不用另外添加补充促进剂。为此，反应循环由任何一次 向反应区添加补充促进剂之时到下一次向反应区添加补充促进剂之时 的甲醛和甲酸氧化周期组成，并且可以由50或更多，一般100或更多 个反应器工作体积的周转组成。

如所述那样，在系列分批反应循环的多个周期之后，或在连续反应 循环的多次周转之后，只有一部分加到循环的第一批中的补充促进剂 保留在催化剂上。然而，当该底物与氧化剂在包括液体反应介质的反 应区中接触，并且其中补充促进剂与催化剂在这种反应区的质量比为 至少约1∶200,000，优选至少约1∶70,000，更优选至少约1∶30,000， 最优选至少约1∶15,000时，该补充促进剂仍然可有效提高N-(膦酰基 甲基)亚氨基二乙酸底物、甲醛和甲酸的氧化。因为反应器的补充促进 剂的唯一来源基本是再循环催化剂，所以进一步优选补充促进剂以相 同的质量比，即至少约1∶200,000，优选至少约1∶70,000，更优选至 少约1∶30,000，最优选至少约1∶15,000存在于再循环催化剂上或存 在于再循环催化剂内。

反应区的补充促进剂含量还可以以补充促进剂与催化剂的贵金属 组分的质量比来表示。例如，对于5％贵金属/碳催化剂，补充促进剂 与贵金属的比率应该为至少约1∶10,000，更优选1∶3500，还更优选 1∶1800，最优选1∶700。这些优选一般对于贵金属/碳催化剂的整个贵 金属含量范围有效，所述催化剂一般含有约0.5到约20％的贵金属。 然而，在贵金属含量相对高，例如接近20％的场合，补充促进剂在相 对低的与贵金属组分的质量比，甚至低至1∶40,000的情况下也可以是 有效的。

在补充促进剂在系列分批反应循环的开始，或在以上定义的连续反 应循环的开始阶段，以不连续给料方式添加的场合，它以至少约1∶750， 优选至少约1∶250，更优选至少约1∶125，最优选至少约1∶50的补充 促进剂与催化剂的贵金属组分质量比添加。如上所述，补充促进剂与 贵金属的优选比率可以随催化剂的贵金属含量的变化而变化。因此， 例如，当催化剂的贵金属含量接近20wt％时，补充促进剂以1∶3000或 更高，更优选至少约1∶1000，1∶500或1∶200的补充促进剂与贵金属 质量比添加就可以是有效的。

定期不连续添加补充促进剂可能是有利的，因为在使用于氧化甲醛 和甲酸的催化剂的效力最大化的同时，过比例的补充促进剂可能延缓 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的氧化。通过仅定期添加补充促进 剂，沉积在催化剂上和存在于反应区的补充促进剂的比例可以相当快 速地衰变到残留准稳态范围，其中补充促进剂仍然可以有效提高氧化 甲醛或甲酸的催化活性，而不会明显阻碍N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙 酸底物氧化的速度或程度。因此，在用于氧化N-(膦酰基甲基)亚氨基 二乙酸底物的氧化反应区内和在用于这种反应的再循环催化剂上的最 佳补充促进剂含量可以低于1∶15,000，例如，在1∶65,000到1∶25000 的范围内。

补充促进剂沉积在反应介质中的贵金属/碳催化剂表面上导致了包 含催化剂和促进剂的新型催化剂复合物的形成。催化剂复合物的催化 剂组分可以进一步包括表面促进剂，该表面促进剂包含不同于补充促 进剂的金属，或在某些情况下含相同的金属。补充促进剂据信通过从 反应介质中吸附而沉积，并且保持可以从催化剂表面解吸下来，进入 催化剂介质。虽然残留补充促进剂的有效级分抵抗解吸，以便在以上 所述的多个反应周期中(或在连续反应系统的长期运转中)保持附着 于催化剂，但补充促进剂一般比在催化剂制备方法中应用的表面促进 剂更容易解吸。

如上所述，通过将贵金属和任选的表面促进剂沉积到碳载体上以形 成催化剂前体，然后还原催化剂前体以产生反应催化剂来首先制备催 化剂。新型催化剂复合物通过随后将补充促进剂沉积在氧化催化剂上 (一般通过吸附到碳或贵金属表面上)来形成。有利的是，补充促进 剂与氧化催化剂在反应介质中混合，使得促进剂从反应介质沉积到催 化剂表面上。然而，应该指出，在替代方案中，补充促进剂可以与氧 化催化剂在另一液体介质中预混，形成催化剂复合物，此后，该催化 剂复合物可以引入到反应介质中，用于进行氧化反应。

应该认识到，取决于所需效果，可以使用一种以上的补充促进剂。 另外，各补充促进剂可以来自一个以上的来源。此外，碳负载的含贵 金属的催化剂可以在其表面上含有一定量的与补充促进剂相同的金 属，例如在(a)催化剂以在其表面上具有起催化剂表面促进剂作用的这 种金属的方式来生产，或(b)催化剂是从存在该金属(例如作为补充 促进剂)的以前反应混合物中回收的用过的催化剂的场合。

在特别优选的实施方案中，如上所述，碳负载的含贵金属的催化剂 本身在其表面上还包含一种或多种催化剂表面促进剂。在催化剂用于 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的氧化和补充促进剂是铋的场合， 尤其优选该催化剂含有锡和/或铁(除了增加甲酸副产物的氧化以外， 锡的存在对于增加甲醛副产物的氧化往往是特别有效的)。

在许多情况中，在补充促进剂(尤其是铋)和碳负载的含贵金属的 催化剂合并之后，至少部分补充促进剂沉积到催化剂的碳载体和/或贵 金属表面，并因此被该催化剂保留。因为该催化剂保留促进剂，所以 该催化剂一般可以再循环，以便用于催化后续量的氧化底物的氧化(例 如，该催化剂可以用于氧化其它批次的氧化底物，或可以用于连续氧 化方法)，同时还保留了补充促进剂的益处。当补充促进剂的效果随 使用时间的延长而降低时，补加量的新鲜补充促进剂可以定期与该催 化剂混合，以便恢复效果和/或获得其它所需结果(例如，降低的甲酸 水平)。例如，在催化剂在多批间歇反应中使用的场合，这种定期补 加例如可以在催化剂已用于至少约20批氧化反应之后(更优选在催化 剂已用于至少约30批氧化反应之后，和最优选在催化剂已用于至少约 100或100批以上的氧化反应之后)进行。在催化剂定期补给新鲜的 补充促进剂的场合，用于补给的混合可以在氧化反应区中或在氧化反 应区之外进行。

在特别优选的实施方案中，补充促进剂与用过的催化剂(即已在一 次或多次的先前的氧化反应中用过的催化剂)混合。一般地，催化剂 的活性和/或所需的选择性随着使用而降低。因此，例如，随着催化剂 的使用，用于氧化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧化的副产物(例 如甲醛和/或甲酸)的碳负载的含贵金属的催化剂的活性通常趋向于降 低，从而使更少的甲醛和/或甲酸被破坏，并因此形成大量的N-甲基 -N-(膦酰基甲基)甘氨酸。最后，事实上，该活性降低至其中有不可接 受量的甲醛和/或甲酸未被氧化的水平，因此常常引起不可接受量的 N-甲基-N-(膦酰基甲基)甘氨酸化合物生成(即用于由N-(膦酰基甲基) 亚氨基二乙酸底物制备N-(膦酰基甲基)甘氨酸化合物的催化剂的选择 性降低至不可接受的水平)。传统上，当氧化副产物的催化剂活性达 到这种点时，该催化剂被认为不能使用，因此通过耗时和通常高成本 的方法来再循环(即再生)，或者一起丢弃。然而，根据本发明，已 经发现，这种催化剂能够通过将该催化剂与补充促进剂，尤其铋或碲 混合来再生(即，用于制备N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的催化剂的选 择性能够增加到可接受的水平)。换句话说，补充促进剂能够用于改 变催化剂性能和延长催化剂的使用寿命。

已发现，补充促进剂(尤其铋)可以引起N-(膦酰基甲基)亚氨基 二乙酸底物氧化速度的轻微降低。在这种情况下，氧化速度一般可以 通过增加供给至反应混合物的氧量，在反应过程的长时间内保持相对 高的氧流速，和/或增加压力而至少部分地增加。然而，在氧流速增加 的场合，优选不增加到引起催化剂表面变得不利地过氧化的程度。因 此，增加的氧给料速率优选保持在使得至少约40％(更优选至少约60 ％，还更优选至少约80％和最优选至少约90％)的给入氧被利用的水 平。 优选的氧化反应器系统

氧化反应区可以包括各种反应器构型，包括具有在液相和任选在气 相中反混特性的那些，以及具有活塞流特性的那些。具有反混特性的 适合反应器构型包括例如搅拌釜反应器，射流喷嘴环路反应器(还称 为文邱里环路反应器)和流化床反应器。具有活塞流特性的适合的反 应器构型包括具有填充或固定催化剂床(例如滴流床反应器和填充泡 罩塔反应器)和泡罩淤浆塔反应器的那些。流化床反应器还可以以表 现活塞流特性的方式操作。

在广义上，氧化反应可以根据本发明在宽范围的温度和在从亚大气 压到超大气压的压力下进行。使用温和的条件(例如室温和大气压) 具有商业优点，因为可以在反应器系统中使用便宜的设备。然而，在 较高的温度和超大气压下操作往往改进了液相和气相(例如氧源)之 间的传质，增加了N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化反应速度和增加 了N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物溶解性，从而减少了进行分离以沉淀和 回收产物所需的水量。因此，使用更主动的氧化条件实际上能够减少 工厂的总成本和减少生产单位N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的操作成 本。优选地，N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化反应是在约20℃到约 180℃，更优选约50℃到约140℃，还更优选约80℃到约110℃，和再 更优选约95℃到约105℃的温度下进行。在高于约180℃的温度下， 原料趋向于缓慢分解。而且，当氧化反应温度远在约90℃之上时，对 所需的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的选择性趋向于恶化。例如，反应 温度在90℃之上每增加10℃，不希望有的副产物N-甲基-N-(膦酰基 甲基)甘氨酸(NMG)的产生往往增加约2-4倍。较低的温度(即低于 约95℃的温度)常常是不利的，因为一些N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙 酸底物和N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的溶解度在这样的温度下下降。 在氧化反应区中保持的总压力一般取决于所使用的温度和反应器构 型。在各氧化反应区的总压力优选至少等于大气压和足以防止在氧化 区中的液体反应介质沸腾。在以下更详细地论述特定反应器系统的优 选氧化反应条件。

在一个优选的实施方案中，N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的氧 化在一个或多个连续氧化反应区中进行，其中底物被连续氧化，形成 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。连续氧化提供了获得更高的工艺产量和 更低生产成本的机会。而且，因为N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物 的氧化是放热的，在连续氧化反应器系统开始之后，一般不需要向引 入氧化区的含水原料流供热来保持所需的氧化反应温度。

可以适当地应用各种反应器构型来提供连续氧化反应区。根据一个 优选的实施方案，N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的连续氧化在一 个或多个基本反混的氧化反应区(即在至少液相中反混)中，利用与 液体反应介质接触的悬浮多相颗粒催化剂，优选上述深度还原的贵金 属/碳颗粒催化剂进行。然而，应该理解的是，本发明的实施不限于使 用这种深度还原的催化剂，也不限于颗粒形式的催化剂。而且，应该 理解的是，在本发明的反应器系统中使用的催化剂可以包括不同催化 剂的混合物，和/或在反应器系统内的一个氧化反应区到下一个氧化反 应区催化剂可以不同。

图2显示了可用于进行本发明的连续氧化工艺的反应器系统的实 例。图2中所示的系统包括连续搅拌釜反应器3，一般用旋转叶轮提 供了其中含有的液体反应介质的机械搅拌。搅拌釜反应器适当地反混 反应区内的液相，设计是相对简单的，并且操作能够调节到所需的加 工能力。可以应用各种叶轮设计，包括具有在共同轴上旋转的多个叶 片的系统。如本领域技术人员所公知的那样，反应器容器可以包括内 挡板和/或引流管，以改变混合特性和防止液体反应介质的旋流。

虽然图2中所示的反应器系统包括单个连续搅拌釜反应器，但在许 多情况下，如在以下更详细描述的那样，包括分级串联的两个或多个 反混氧化反应区的反应器系统是优选的。反混氧化反应区可以适当地 通过非连续搅拌釜反应器的反应器构型(例如射流喷嘴环路反应器和 流化床反应器)来提供。而且，不同的反应器构型可以在包括多个氧 化反应区的反应器系统中组合。例如，具有反混特性的一个或多个反 应器可以与具有活塞流特性的反应器构型如固定催化剂床反应器组 合。

将包含N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料流1与氧源 一起连续或间歇引入到搅拌釜反应器3之内的液体反应介质中。多相 颗粒催化剂也存在于氧化反应区内，与液体反应介质接触，用于催化 含水原料中的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的氧化。随氧化反应 进行所放出的包含CO2的蒸气从搅拌釜反应器3中反应混合物之上的 顶空排出。含有N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物和多相颗粒催化剂的反应 混合物流出物7从搅拌釜反应器3连续或间歇排出，并转移到催化剂 过滤器9，在那里，基本上所有催化剂从反应混合物中分离，形成： (1)包括基本上所有催化剂和残留量的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物 的催化剂再循环料流11；和(2)含有大部分N-(膦酰基甲基)甘氨酸产 物的滤液13。催化剂再循环料流11再引入到搅拌釜反应器3中，同 时滤液13被送去浓缩和纯化N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。

氧化反应区内的温度优选根据N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物浓度保 持充分高，使得在从搅拌釜反应器3中排出的反应混合物流出物7中 的基本所有N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物被溶解。因此，例如，当N-(膦 酰基甲基)甘氨酸产物是浓度为约7到约15wt％的N-(膦酰基甲基)甘氨 酸游离酸时，从搅拌釜反应器3排出的反应混合物流出物的温度优选 保持在约80℃到约180℃，更优选约90℃到约150℃，还更优选约90 ℃到约135℃，更更优选约95℃到约125℃，还进一步优选约95℃到 约105℃。然而，应该理解的是，N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物在反应 混合物流出物7中沉淀是可容忍的，并且仍然可获得令人满意的结果。 沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物可以随颗粒催化剂一起与反应混合 物流出物7的其余物分离(例如共过滤)。

在开始时，可以加热氧化反应区3中的反应混合物和/或含水原料 流1，以获得所需的氧化反应温度。如果需要供热，全部或至少一部 分热能可以在将各种原料流泵送到搅拌釜反应器3中和通过反应器系 统的剩余物来提供，使得可以不需要单独的常规原料预热器。因为该 氧化反应是放热的，一旦氧化反应开始放出大量的热，通常需要从反 应混合物中除去热能，以便保持氧化区内的所需温度。如在图2中所 示，过量的反应热可以通过让反应混合物经过包括热交换器16的外部 热交换循环环路15来从搅拌釜反应器3内的反应混合物取出，其中热 从反应混合物间接转移到冷却介质(例如冷却水)。反应温度例如通 过根据来自温度控制器的信号控制向热交换器16的冷却水供应来控 制。反应热还能够通过其它方便的方式，如用浸没在反应混合物内的 冷却盘管或反应器容器夹套(通过该冷却盘管或夹套循环冷却介质) 来从氧化反应区中除去。

搅拌釜反应器3中的总压力一般是约0到约500psig，优选保持充 分高，以便防止液体反应介质在其中沸腾。一般地，搅拌釜反应器3 中的总压力是约30到约500psig。当氧化反应区在约95℃到约105℃ 的特别优选的温度范围内操作时，在搅拌釜反应器3内保持的总压力 优选是约30到约130psig和更优选约90到约110psig。

在含水原料流1中可以采用宽范围的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙 酸底物浓度。含水原料流1包括引入到搅拌釜反应器3中的催化剂再 循环料流11和来自该方法其它部分的任何其它再循环料流。在淤浆反 应器，如图2中所示的搅拌釜反应器中，优选根据反应混合物流出物 7的温度选择含水原料流1中的底物浓度，使得基本上所有所需的 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物被溶解。如上所述，还可以使用将形成含 有超过产物的溶解度限度的浓度的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的反应 混合物的底物浓度，但一般是不优选的。相对于许多通常实行的工业 方法来说，本发明允许使用更高的温度和N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙 酸底物浓度来制备N-(膦酰基甲基)甘氨酸，同时使副产物形成最小化。 在使用仅是碳的催化剂的通常实行的工业方法中，在经济上常常优选 在低底物浓度和温度下操作，以便使N-甲基-N-(膦酰基甲基)甘氨酸 副产物的形成最小化。用那些方法和催化剂，一般使用约60℃到90 ℃的温度来获得成本有效收率和使废料的产生最小化。在这种温度下， N-(膦酰基甲基)甘氨酸最大溶解度一般低于6.5％([N-(膦酰基甲基) 亚氨基二乙酸底物的质量÷总反应物质量]×100％)。但是，用本发 明的优选氧化催化剂和反应工艺，催化剂的贵金属损失和催化剂去活 化减到最小，且甲醛更有效地被氧化，从而允许反应温度高达180℃ (或更高)。更高氧化反应温度和反应器原料浓度的使用使反应器产 量增加，减少了所生产的每磅N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物所必须除去 的水量，和减少了生产N-(膦酰基甲基)甘氨酸的成本。与许多通常实 行的工业方法相比，本发明因此提供了经济利益。

N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物浓度的优选上限取决于所使用 的特定底物。例如，在N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸盐(例如钾盐) 的情况下，可以使用高达约70wt％的浓度。然而，一般地，至多约50wt％ 的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物浓度是优选的(尤其在约20到 约180℃的反应温度下)。更优选使用至多约25wt％的N-(膦酰基甲基) 亚氨基二乙酸底物浓度(尤其在约60到约150℃的反应温度下)。更 更优选使用约3到约20wt％的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物浓度 (尤其在约100到约130℃的反应温度下)。在约95到约105℃的优 选反应温度下，N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物浓度优选是约7到 约15wt％，更优选约7到约12wt％，更更优选约9到约10wt％。

在一些情况下，以含水原料流1形式进料到该工艺中的N-(膦酰基 甲基)亚氨基二乙酸底物源含有从底物合成继承的氯离子(Cl-1)。在催 化剂包含碳负载的贵金属的场合，氯离子往往与催化剂相互作用，增 加了贵金属的浸出和抑制甲酸副产物氧化。而且，氯离子水平在其中 各物流(例如，来自本方法的产物浓缩和/或纯化步骤)如下所述再循 环和引入到氧化反应区的反应器系统中趋向于升高。优选地，在氧化 反应区内与催化剂接触的液相反应介质中的氯离子浓度保持在不高于 约500ppm(重量)，更优选不高于约300ppm(重量)，更更优选不高 于100ppm(重量)。有利地，在氧化反应区中氯离子水平的控制通过 使用具有相对低氯离子含量的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物源形 成含水原料流1来实现。优选地，在以含水原料流形式进料本方法的 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物源中的氯离子浓度低于约5000ppm (重量)，更优选低于约3000ppm(重量)，更更优选低于约2000ppm (重量)，和尤其低于约1000ppm(重量)，按干基准计。例如可以 通过在U.S.专利4,724,103和4,775,498中所述的方法来生产满足这 些标准的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物源，这些专利在这里特地 作为参考引用。另外，可以有利地利用上述添加钌改性的深度还原贵 金属(例如铂)/碳催化剂，在连续氧化反应器系统中催化该反应。这 种钌改性的催化剂可以提供增强的耐氯离子攻击性和耐贵金属浸出 性，并且尤其适合于在其中氧化反应区的氯离子水平由于各种再循环 物流而升高的连续氧化反应器系统中使用。

可以通过使在反应混合物中的溶解氧浓度保持在所需水平的任何 常规方式将氧源引入到搅拌釜反应器3内的反应混合物中。优选地， 氧源是含O2气体，如空气，纯O2或用一种或多种非氧化气体(例如He， Ar和N2)稀释的O2。更优选地，氧源是包含至少约95mol％O2，通常约 98mol％O2的含O2气体。以使含O2气体与反应混合物紧密接触的方式将 该气体引入到反应混合物中。例如，含O2气体可以通过位于搅拌釜反 应器3底部叶轮之下的分布导管或类似分配器来引入，使得当含O2气 体上升通过液体反应介质时，由旋转叶轮引发的湍流充分混合和分布 它。含O2气体在反应混合物内的分布可以通过将该气体通入扩散器如 多孔玻璃滤器或通过本领域技术人员公知的其它方式来进一步增强。 或者，含O2气体可以引入到搅拌釜反应器3中反应混合物之上的顶空 中。

如果反应混合物中的溶解氧浓度太高，催化剂表面容易被有害地氧 化，这进而容易导致浸出增加和甲醛活性降低(这进而又导致产生更 多的N-甲基-N-(膦酰基甲基)甘氨酸)。为了避免该问题，一般优选 使用这样的氧给料速率，使得至少约40％，更优选至少约60％，更更 优选至少约80％，和还更优选至少约90％的氧被利用。这里所使用的 氧利用百分数等于：(总氧消耗速率÷氧给料速率)×100％。术语总 氧消耗速率是指(i)N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物生成N-(膦酰 基甲基)甘氨酸产物和甲醛的氧化反应的氧消耗速率(Ri)，(ii)甲醛 生成甲酸的氧化反应的氧消耗速率(Rii)和(iii)甲酸生成二氧化碳和 水的氧化反应的氧消耗速率(Riii)的总和。

氧分压可以在氧化反应区的不同区域变化。优选地，在搅拌釜反应 器中的液体反应混合物之上顶空中的氧分压是约0.1到约35psia，更 优选约1到约10psia。

当氧化反应在单个连续搅拌釜反应器系统中进行时，根据所使用的 具体催化剂和氧化反应条件，在反应器3中的停留时间可以变化很大。 一般地，停留时间是约3到约120分钟，更优选约5到约90分钟，还 更优选约5到约60分钟，和更更优选约15到约60分钟。停留时间以 滤液13的流速和搅拌釜反应器3的工作体积为基准来确定。

在连续氧化反应系统中利用的颗粒催化剂可以包含粉末形式的载 体，该载体具有前面所述的粒度分布。优选地，颗粒催化剂的平均粒 度是约15到约40μm，更优选约25μm。颗粒催化剂在搅拌釜反应器3 内反应混合物中的浓度优选是约0.1到约10wt％([催化剂的质量÷总 反应物质量]×100％)。更优选地，催化剂浓度是约0.5到约5wt％， 更更优选约1到约3wt％，和还更优选约2wt％。高于约10wt％的浓度难 以从N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物中分离。另一方面，低于约0.1wt％ 的浓度往往产生了不可接受的低反应速率。

用于从搅拌釜反应器3排出的反应混合物7中分离颗粒催化剂的催 化剂过滤器9，优选是适用于从反应混合物中连续分离催化剂的过滤 器。也就是说，催化剂过滤器9能够接受反应混合物7的连续物流和 连续形成滤液13和催化剂再循环物流11，而不必中断引入到该过滤 器中的反应混合物流。根据一个特别优选的实施方案，催化剂过滤器 9是连续交叉流过滤器或连续反冲过滤器。在进行图2所示的连续氧 化法中，反冲过滤器一般比交叉流过滤器优选，因为目前市售的反冲 过滤器一般能够形成含有更高浓度催化剂的催化剂再循环物流11，通 常催化剂浓度比目前市售的交叉流过滤器高至少5倍。

图2A是与图2所示类似的连续反应器系统的示意流程图，它尤其 适合使用连续反冲过滤器作为催化剂过滤器9。当在氧化反应区中的 操作总压力比大气压高得多时(这是优选的)，为了浓缩和纯化N-(膦 酰基甲基)甘氨酸产物，一般降低由搅拌釜反应器3排出的反应混合物 流出物7中的压力。该压力下降的至少一部分可以在催化剂过滤器9 上游闪蒸罐17中进行。闪蒸罐17将反应混合物7的压力降低至一定 程度，使溶解的CO2从混合物中闪蒸出来和作为蒸气从闪蒸罐排出。闪 蒸罐17降低了连续反冲催化剂过滤器9的运转压力，从而降低了资本 费用和过滤器系统的复杂性。可以将氧源(例如含O2气体)引入(例 如喷射)到闪蒸罐17，以进一步氧化反应混合物7中的在搅拌釜反应 器3中未被氧化的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物，以及进一步氧 化存在于反应混合物中的甲醛和甲酸副产物。以这种方式，闪蒸罐17 可以起与搅拌釜反应器3串联的附加氧化反应区的作用。

连续反冲过滤器系统包含过滤器元件，并优选绝热操作，但可以具 有加热或冷却能力。优选地，用于反冲过滤器元件和除去分离的催化 剂的液体是滤液13的一部分。滤液13被送去浓缩和纯化N-(膦酰基 甲基)甘氨酸产物，同时再循环催化剂物流11连续从催化剂过滤器9 排出，并且在该催化剂再引入到搅拌釜反应器3中之前可转移到任选 的催化剂存储罐5(也称为催化剂再循环罐或催化剂淤浆罐)。

虽然在图2和2A中所示的氧化反应器系统中的催化剂过滤器9优 选是连续反冲过滤器，但应该认识到，连续交叉流过滤器在一些情况 下是更优选的。在图2B中所示的系统类似于在图2和2A中所示的系 统，只是催化剂过滤器9放置在外部热交换循环环路15中，而不是在 单独的催化剂循环环路中。在这种实施方案中，催化剂过滤器9优选 是连续交叉流过滤器。一般地，过滤器之前的闪蒸罐不与交叉流过滤 器联合使用。此外，由于相对大体积的催化剂再循环物流11从连续交 叉流过滤器中流出，催化剂存储罐一般同样省略。

除了交叉流和反冲过滤器以外，在连续氧化反应器系统中使用的催 化剂过滤器9另外可以是真空过滤器或可以包含一排叶滤机，用于处 理在交错过滤周期中的反应混合物流出物7的连续流。作为另一供选 择的方案，搅拌釜反应器3可以包含内催化剂过滤器(例如多孔玻璃 滤器)，它阻止颗粒催化剂随反应混合物流出物7一起排出，使得该 催化剂基本保留在氧化反应区内且反应混合物流出物基本不含颗粒催 化剂。而且，应该认识到，可以使用其它催化剂分离方式代替(或附 加于)催化剂过滤器9。例如，可以使用离心机从氧化反应混合物流 出物中分离催化剂。

当催化剂随使用的延长而失活时，它可以连续或间歇地至少部分再 活化。再活化可以包含在催化剂重度氧化之后还原该催化剂的表面。 在这种情况下，例如可以洗涤表面以除去有机物，然后使用上述还原 处理来还原。这种还原处理可以包括例如将还原剂连续或间歇引入到 反应器系统。例如，还原剂可以包含甲醛和/或甲酸且可以通常有利地 由在此所述的各种再循环物流来获得。再活化还可以通过例如将补充 促进剂，尤其氧化铋引入到上述反应器系统来实现。根据本发明的优 选实施方案，将补充促进剂(例如Bi2O2)连续或间歇引入到连续反应 器系统，使得在由最后一个氧化反应区排出的反应混合物流出物中的 甲酸浓度保持在低于约6000ppm，更优选约1000ppm到约3000ppm。根 据本发明的特别优选的实践，监控在由最后一个氧化反应区排出的反 应混合物流出物中的甲酸浓度。一旦测得的浓度超过约6000ppm，更 优选约3000ppm，更更优选约2000ppm，开始向反应器系统连续或间歇 引入补充促进剂，并持续到在由最后一个氧化反应区排出的反应混合 物流出物中的甲酸浓度开始下降为止。优选地，向反应器系统添加补 充促进剂的速度应使得在开始向该系统添加补充促进剂之后，在由最 后一个氧化反应区排出的反应混合物流出物中的甲酸浓度继续升高达 一定时间。在将Bi2O2作为补充促进剂加到反应器系统的情况下，进料 到该系统的Bi2O3与N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的重量比是约 1∶20,000,00到约1∶200,000。

虽然在图2A中所示的连续氧化反应器系统中是任选的，当使用深 度还原的颗粒催化剂时，催化剂存储罐5可以是有利的，因为它提供 了催化剂物质被均匀再活化的地方。如图2A中所示，还原剂18和/ 或补充促进剂19可以引入到含有再循环催化剂的催化剂存储罐5中。 或者还原剂和/或补充促进剂可以直接加入到氧化反应区或在别处引 入到反应器系统。还应该认识到，仅仅让再循环催化剂与残留反应混 合物处在催化剂存储罐5中也可以有利地还原催化剂表面(尤其包含 碳负载的贵金属的催化剂)。优选地，催化剂存储罐基本不含O2和其 它氧化性气体。因此，可以有利地将氮气或其它非氧化性气体引入(例 如喷射)到罐5中，以帮助除去O2。在再引入到氧化反应区之前，让 颗粒催化剂的淤浆和残留淤浆在基本无O2的环境下，在氧化反应区外 保持一定时间，据信可以还原催化剂的表面和实现一定程度的再活化 并延长催化剂的使用寿命。催化剂存储罐或催化剂淤浆罐5可以具有 各种结构，但一般是搅拌釜，其中包含颗粒催化剂和残留反应混合物 的催化剂淤浆用旋转叶轮搅拌，以便通过防止催化剂沉降到罐5的底 部来改进催化剂淤浆的均匀性和促进催化剂的均匀再活化。通过相对 于氧化反应区内反应介质的工作体积调节催化剂存储罐内催化剂淤浆 的体积，可以调节催化剂在催化剂存储罐5中的停留时间。在催化剂 存储罐5中的较长的催化剂停留时间一般有益于催化剂性能。然而， 因为较长的停留时间要求在反应器系统中的催化剂存量较大，较长停 留时间的益处必须与增加的催化剂成本权衡考虑，尤其在催化剂包含 碳负载的贵金属的情况下，这变得很重要。优选地，再循环催化剂在 催化剂存储罐中的停留时间是至少约2分钟，更优选至少约5分钟， 更更优选约5到约40分钟。

如果将牺牲还原剂保持或引入到反应溶液中，在本发明中可以发现 贵金属的损失减少。适合的还原剂包含甲醛、甲酸和乙醛。最优选地， 使用甲酸、甲醛或它们的混合物(例如由这里所述的各种再循环物流 获得)。

还可以通过催化剂清除流20从连续氧化反应器系统中连续或间歇 清除催化剂(例如具有降低的活性和/或选择性的催化剂)，并且经新 鲜催化剂原料流21用新鲜催化剂置换。当间歇清除催化剂时，同时可 以从该工艺中清除全部催化剂物质(这一般是更优选的方法)，或者 可以在不同的时间增量下清除部分催化剂物质。换句话说，间歇清除 包含任何重复而不连续的催化剂清除。

根据本发明的更优选的实施方案，N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸 底物的连续氧化在颗粒多相催化剂淤浆的存在下，在串联操作的两个 或多个基本反混(即，在至少液相中反混)的氧化反应区中分级进行。 串联的两个或多个反混氧化反应区的结合是有利的，因为这种反应器 系统往往表现得更象活塞流反应器，形成较少的副产物和改进N-(膦 酰基甲基)甘氨酸产物的收率。而且，两个或多个反应区的结合提供了 在氧化反应的不同阶段根据主要反应动力学改变反应条件的能力。

对于底物浓度，N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的氧化表现为近 似的零级反应，直到N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物浓度降低到不 高于约4.5wt％，更通常不高于约2.7wt％，更更通常约0.4wt％到约 1.8wt％，还更通常约0.4wt％到约1.3wt％，以及还更通常不高于约1wt％。 例如在进料到第一反应区的含水原料中的底物浓度是约9wt％的场合， 就底物来说，反应往往表现为近似的零级反应，直到至少约50％，更 通常至少约70％，更更通常约80％到约95％，和还更通常约85％到 约95％的底物被消耗掉。此时，氧化速度成为底物浓度的较强函数(即 就底物浓度而言，氧化接近一级反应)，并因此趋向于随底物浓度进 一步降低而降低。当氧化速度成为N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物 浓度的较强函数时，底物的氧化往往比甲醛和甲酸副产物的同时氧化 反应更缓慢。

通过利用包含串联的两个或多个氧化反应区的连续氧化反应器系 统，可以控制在第一反应区中的停留时间和/或氧给料，使得在第一反 应区中的反应相对于底物浓度基本上表现为零级反应(即，可以控制 第一反应器中的停留时间，使得在第一反应器中的底物转化足以形成 底物浓度不高于约4.5wt％，更优选不高于约2.7wt％，更更优选约0.4 到约1.8wt％，还更优选约0.4到约1.3wt％，和进一步更优选约1wt％ 的反应混合物)。该反应混合物然后可以转移到第二和任何后续反应 区中，在这些反应区中该反应就底物浓度来说基本表现为一级反应。 以这种方式，在各反应区中能够独立地精确控制反应器构型和/或反应 条件(例如催化剂类型，平均催化剂使用时间，催化剂浓度，氧浓度， 温度，压力等)，以优化反应各段及甲醛和甲酸副产物的氧化。

图3显示了根据本发明的包含串联分级的两个反混氧化反应区的 优选连续氧化反应器系统。反混氧化反应区优选通过两个连续搅拌釜 反应器3和40来提供。含有N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含 水原料流1与氧源，优选含O2气体一起连续或间歇引入到第一搅拌釜 反应器3中。N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物在多相颗粒催化剂的 存在下，在第一搅拌釜反应器3中被连续氧化，形成包含N-(膦酰基 甲基)甘氨酸产物和未反应的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的中 间含水反应混合物41，它从第一搅拌釜反应器3中连续或间歇排出。 包含(a)来自中间含水反应混合物41的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物； 和(b)未反应的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物(至少部分也来自 于中间含水反应混合物41)的中间含水原料流42然后引入到第二搅 拌釜反应器40。一般地，还将另外的氧引入到第二搅拌釜反应器40， 优选也以含O2气体的形式。在第二搅拌釜反应器40中，其它N-(膦酰 基甲基)亚氨基二乙酸底物在多相颗粒催化剂存在下被连续氧化，形成 包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的最终反应混合物流出物45。排空搅 拌釜反应器3和40内反应混合物之上的顶空，以便当氧化反应进行时， 从氧化反应区中除去包含CO2的蒸气。

虽然在图3中显示中间含水原料流42包含整个中间含水反应混合 物41，但应该认识到，在本发明的一些实施方案中，中间含水原料流 42少于整个中间含水反应混合物41。例如，如下述那样(图5和6)， 颗粒多相催化剂可以部分或全部从中间含水反应混合物41中去除。此 外，应该理解，第一和第二氧化反应区不必如图3所示包含在单独的 搅拌釜反应容器3和40内。多个氧化反应区可以串联分级并包含在分 为多个隔室或具有用于分离各反应区的挡板或其它措施的单个反应容 器内。

在图3中所示的实施方案中，颗粒催化剂从第一搅拌釜反应器3 中的反应区流到第二搅拌釜反应器40中的反应区中。优选地，颗粒催 化剂是上述深度还原的氧化催化剂。该催化剂经催化剂原料流39连续 或间歇引入到第一搅拌釜反应器3中。如图3中所示，催化剂原料流 39是含有N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料流1的一部 分。该催化剂作为中间含水反应混合物41的一部分从第一搅拌釜反应 器3中连续或间歇排出，作为中间含水原料流42的一部分连续或间歇 引入到第二搅拌釜反应器40中并最后作为最终反应混合物流出物45 的一部分连续或间歇从第二搅拌釜反应器40中排出。最终反应混合物 流出物45任选在闪蒸罐17中减压，再转移到催化剂过滤器9中。在 催化剂过滤器9中，基本上所有的颗粒催化剂从最终反应混合物流出 物45中分离，形成(1)包含来自最终反应混合物45的基本上所有催 化剂和残余量的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的催化剂再循环物流11； 和(2)包含来自最终反应混合物45的大部分N-(膦酰基甲基)甘氨酸 产物的滤液13。在图3所示的实施方案中，催化剂过滤器9优选是连 续反冲过滤器系统，以便使催化剂再循环物流体积最小化和保持反应 器系统中的分级效果。将催化剂再循环物流11导入催化剂存储罐5中， 经催化剂原料流39再引入到第一搅拌釜反应器3中，同时滤液13被 送去浓缩和纯化N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。当催化剂随使用的延长 而失活时，如上所述，通过使该颗粒催化剂与还原剂18(例如在催化 剂存储罐5中)连续或间歇接触和/或将补充促进剂19引入到该工艺 中(例如引入到催化剂存储罐5中和/或直接引入到第一和/或第二搅 拌釜反应器3和40中)，它可以至少部分再活化。催化剂可以通过催 化剂清除物流20从系统中连续或间歇清除，以及通过催化剂原料流 21补充新鲜催化剂。

在图3中的反应器系统的起动过程中，可以加热引入到第一搅拌釜 反应器3的催化剂原料流39和/或含水原料流1，以便在氧化反应区 内获得所需的温度。在稳态或准稳态操作过程中，放热反应热通常足 够让原料达到所需的反应温度，而过量的反应热经外部热交换循环环 路15中的热交换器16从第一反应器3中的液体反应介质中去除。例 如通过根据来自温度控制器的信号控制向热交换器15供应的冷却水 来控制反应温度。类似地，在反应器40的第二氧化反应区中的液体反 应介质的温度，可以通过与第二反应器相连的外部热交换循环环路47 中的热交换器48撤热的速度来控制。然而，第二氧化反应区可以在没 有热交换环路47或用于撤除反应热的其它措施的情况下来操作(即绝 热操作)。例如，在一些情况下，N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物 的增加的转化及甲醛和甲酸的现存氧化在第二搅拌釜反应器40中如 此有限，以致于不需要冷却反应混合物来撤除由氧化反应放出的热。 在希望第二反应器40在高于第一反应器3的主导温度的温度下完成反 应的场合，在第二反应器中的自生反应热可以贡献升高含水原料流42 的温度和保持在第一反应器和第二反应器之间希望的温度差所必须的 全部或部分热。

在第二搅拌釜反应器40之内的反应介质的温度，优选相对于N-(膦 酰基甲基)甘氨酸产物浓度保持足够高，使得在由第二反应器排出的最 终反应混合物流出物45中的基本全部N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物保 持溶解。任选地，在最终反应混合物流出物45中沉淀的N-(膦酰基甲 基)甘氨酸产物可以与颗粒催化剂一起分离，作为催化剂再循环物流 11的一部分。应该认识到，在搅拌釜反应器3和40内的反应混合物 的温度可以彼此不同。例如，因为中间含水反应混合物41不被过滤和 还含有浓度低于最终反应混合物流出物45的N-(膦酰基甲基)甘氨酸 产物，在第一搅拌釜反应器3之内的反应混合物的温度一般可以稍低 于在第二搅拌釜反应器40中的反应混合物的优选操作温度。优选地， 第一搅拌釜反应器3在约80℃到约120℃，更优选约85℃到约110℃ 和还更优选约95℃到约100℃的温度下操作，而第二搅拌釜反应器40 优选在约80℃到约120℃，更优选约85℃到约110℃和还更优选约100 ℃到约105℃的温度下操作。在较低温度下操作第一搅拌釜反应器3 通常有利降低N-甲基-N-(膦酰基甲基)甘氨酸形成的速度，该副产物 在较高温度下增加。

在第一和第二搅拌釜反应器3和40中的总压力优选保持足够高， 以便防止氧化反应区中的液体反应介质沸腾，并且一般是约0到约 500psig。典型地，在搅拌釜反应器3和40中的总压力是约30到约 500psig。当保持第一和第二氧化反应区中的反应混合物的温度在上述 优选温度范围内时，在第一和第二搅拌釜反应器3和40内保持的总压 力优选是约30到约130psig和更优选约90到约110psig。

氧分压可以在氧化反应区的不同区域变化。优选地，在搅拌釜反应 器3和40中液体反应介质之上顶空中的氧分压是约0.1到约35psia， 更优选约1到约10psia。

特别是在含水原料流1(它包含催化剂再循环物流11和来自该方 法其它部分的任何其它再循环物流)中N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸 底物的浓度是约7到约12wt％时，和更特别是约9wt％时，一般优选在 第一搅拌釜反应器3中的停留时间应使得第一氧化反应区中N-(膦酰 基甲基)亚氨基二乙酸底物向N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的转化率是 至少约50％，更优选至少约70％，更更优选约80％到约95％，还更 更优选约85％到约95％，和最优选约90％。获得所需转化率所必需 的停留时间将随在第一搅拌釜反应器3中使用的氧化反应条件的变化 而变化。一般地，在第一搅拌釜反应器3中的停留时间是约5到约50 分钟，优选约10到约30分钟，更优选约14到约24分钟和更更优选 约20分钟。在第二搅拌釜反应器40中的停留时间一般是约1到约50 分钟，优选约1到约30分钟，更优选约3到约20分钟，还更优选约 6到约20分钟，还更更优选约6到约12分钟和还进一步优选约8分 钟。在第一搅拌釜反应器3中的停留时间以中间反应混合物41的流速 和反应器的工作体积为基准来定义。在第二搅拌釜反应器40中的停留 时间以最终反应混合物流出物45的流速和反应器的工作体积为基准 来定义。随着催化剂活性随使用的延长而降低，在给定停留时间下获 得的转化率往往降低，需要通过再活化或在系统中添加新鲜催化剂或 增加O2给料速率来加强催化剂活性。

优选地，在第一搅拌釜反应器3中的液体反应介质的工作体积与在 第二搅拌釜反应器40中的液体反应介质的工作体积的比率大于1，更 优选大于1到至多约10，还更优选约1.1到约5，和还更更优选约1.1 到约2.5。

通常当连续反应器系统包含串联的两个搅拌釜反应器时，调节引入 到连续反应器系统中的总氧原料(即，给到两个搅拌釜反应器3和40 中的总氧原料)和总氧原料分配到各搅拌釜反应器的量，以便影响 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的收率和质量。在一个实施方案中，改变 引入到连续反应器系统中的总氧/摩尔在引入到第一搅拌釜反应器3 的含水原料流1中的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物，以便控制 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物在由第二搅拌釜反应器40排出的 最终反应混合物流出物45中的浓度。通常使最终反应混合物45中的 未反应的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的浓度最小化，以便避免 过度的收率损失。优选地，未反应的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底 物在最终反应混合物流出物中的浓度不高于约2000ppm。然而，N-(膦 酰基甲基)亚氨基二乙酸底物在最终反应混合物流出物45中的浓度应 该保持足够高，以便抑制N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物氧化成氨基甲基 膦酸的速度。氨基甲基膦酸形成的速度明显与N-(膦酰基甲基)亚氨基 二乙酸底物浓度成反比。而且，据信N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底 物的存在可以抑制催化剂的氧化和延长催化剂寿命。因此，优选N-(膦 酰基甲基)亚氨基二乙酸底物在最终反应混合物流出物45中的浓度保 持在约200到约2000ppm，更优选约500到约1500ppm，和最优选约 500到约700ppm的范围内，按重量计。一般地，当对于每摩尔的在引 入到第一搅拌釜反应器3的含水原料流1中的N-(膦酰基甲基)亚氨基 二乙酸底物，引入到连续反应器系统的总氧是约0.5到约5，更优选 约1到约3，还更优选约1.5到约2.5摩尔O2时，获得了N-(膦酰基 甲基)亚氨基二乙酸底物在最终反应混合物45中的适合浓度。

另外，选择给到连续反应器系统的总氧原料在搅拌釜反应器3和 40之间的分配，以减少在最终反应混合物流出物45中的副产物的量。 进到连续反应器系统的总氧原料中引入到第一搅拌釜反应器3的比例 是约10％到约95％，更优选约30％到约95％，还更优选50％到约95 ％，和最优选约70％到约90％，总氧原料的剩余部分引入到第二搅拌 釜反应器40。

在本发明的实施中，可以测量未反应的N-(膦酰基甲基)亚氨基二 乙酸底物，N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物和/或氧化副产物在由第一搅拌 釜反应器3排出的中间含水反应混合物41和/或由第二搅拌釜反应器 40排出的最终反应混合物流出物45中的浓度。基于这些测量结果， 可以调节进到连续反应器系统的总氧原料和/或该总氧原料在第一和 第二搅拌釜反应器3和40之间的分配，从而有利地影响N-(膦酰基甲 基)甘氨酸产物的收率和质量。可以使用高压液相色谱法(HPLC)或傅 里叶变换红外光谱法(FTIR)分析物流样品测定未反应的N-(膦酰基 甲基)亚氨基二乙酸底物，N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物和/或氧化副产 物的浓度。另外，可以使用在线FTIR分光计，以便提供反应器流出物 物流的实时组成分析，并且该数据用于调节连续反应器系统中的氧原 料。在线使用红外光谱法来测定氧化反应混合物如根据本发明制备的 那些氧化反应混合物中的分析物的浓度，用于工艺控制和终点检测的 方法，描述在2001年5月22日提交的标题为“Use of Infrared Spectroscopy for On-Line Process Control and Endpoint Detection”的U.S.临时专利申请No.＿＿＿＿中(Attorney Reference MTC 6767；39-21(51882))，该申请的全部公开内容在这里特地引用 作参考。

通常，当连续反应器系统包含串联的两个连续搅拌釜反应器3和 40时，给到第一反应区的氧给料速率优选是约0.5到约10，更优选约 0.5到约5，还更优选约1.0到约4.0mol O2/mol的在引入到第一反 应器3的含水原料流1中含有的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物。 给到第二反应区的氧给料速率优选是约0.5到约10，更优选约0.5到 约5，还更优选约2到约4mol O2/mol的在给到第二反应区的原料流 中的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物。

在所述方法使用串联的两个搅拌釜反应器的场合，优选保持第一个 反应器中的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物与N-(膦酰基甲基)甘 氨酸产物的摩尔比，使得N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物氧化摩尔 速率是N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物氧化摩尔速率的至少约10倍，更 优选至少约20倍，更更优选至少约100倍，还更优选至少约150倍， 和最优选至少约200倍。

可以使用图3中所示流程图的各种替代方案，来通过连续反应器系 统内的反混氧化反应区循环颗粒多相催化剂。这些替代流程图的实例 表示在图4-6中。在图3-7所示的各流程图中，可以通过连续或间 歇将新鲜催化剂加到催化剂再循环物流中或直接加到各反应区中而将 催化剂龄保持在所希望的范围内或控制在特定水平附近。此外还可以 任选通过从催化剂再循环物流中连续或间歇清除部分催化剂来控制这 种催化剂龄。通常，所清除的催化剂量等于加到该系统中的新鲜催化 剂量。间歇清除和添加催化剂包括任何重复而不连续的催化剂的清除 和添加。例如，间歇清除和添加包括定期从催化剂再循环物流中排出 催化剂，并在催化剂再循环环路内的排出点下游的位置添加新鲜催化 剂。间歇清除和添加还包括例如从少于全部反应区的反应区中一次排 出所有催化剂，然后将一批完全新鲜的催化剂加到少于全部反应区的 反应区中。间歇清除和添加还包括例如同时从连续反应器系统排出所 有催化剂和然后添加一批完全新鲜的催化剂(例如，一旦由反应器系 统生产N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物达到基于催化剂载荷的使用寿命的 预定目标值或一旦催化剂活性已下降到不能进行经济地操作的程度)。 后一方法一般是更优选的。这归因于例如当在既定时间仅清除和添加 部分催化剂载荷时通常难以稳定该系统的事实。还例如在没有首先除 去所有原催化剂的情况下，难以分析对催化剂的任何改变(例如新改 进)。应该进一步指出的是，在连续氧化反应系统的开始阶段，可以 有利地以显著少于设计催化剂载量(例如设计催化剂载量的75％)的 催化剂量操作该系统一定时间，然后逐渐将另外的催化剂加到该系统 以便在主要的操作条件下达到最佳的催化剂载量。

图4显示的实施方案通过控制进入第一和第二搅拌釜反应器3和 40的催化剂载量而提供更大的灵活性，使得在第二搅拌釜反应器40 中可以保持所希望的更高的催化剂载量，以便至少部分地补偿由于在 第二反应区中较低的底物浓度而一般存在的N-(膦酰基甲基)亚氨基二 乙酸底物浓度驱动力降低。催化剂经催化剂原料流39连续或间歇引入 到第一搅拌釜反应器3中。该催化剂然后作为中间含水反应混合物41 的一部分从第一搅拌釜反应器3连续或间歇排出，作为中间含水原料 流42的一部分连续或间歇引入到第二搅拌釜反应器40中，并最后作 为最终含水反应混合物45的一部分从第二搅拌釜反应器40中间歇或 连续排出。然后通过催化剂过滤器9从最终含水反应混合物45中基本 除去催化剂，形成(1)包含来自最终含水反应混合物45的基本所有 催化剂和残留量的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的催化剂再循环物流 11；和(2)包含来自最终含水反应混合物45的大部分N-(膦酰基甲 基)甘氨酸产物的滤液13。将催化剂再循环物流11分为催化剂原料流 39和中间催化剂原料流50。催化剂原料流39再循环到第一搅拌釜反 应器3，同时中间催化剂原料流50再循环到第二搅拌釜反应器40。优 选通过例如催化剂清除物流51和/或催化剂清除物流53从连续反应器 系统中连续或间歇清除催化剂，并通过例如催化剂原料流55和/或催 化剂原料流57补充催化剂。或者或另外地，可以从催化剂再循环物流 11中清除催化剂，并同样在将再循环物流11分为再循环催化剂物流 39和50之前，或者或另外地将新鲜催化剂加到催化剂再循环物流11 中。还可以通过将还原剂和/或补充促进剂间歇或连续引入到连续反应 器系统，如上述那样至少部分地再活化催化剂，尤其在催化剂包含上 述深度还原的催化剂的场合。例如向催化剂再循环物流11、39和/或 50中引入还原剂和/或补充促进剂。这种再活化任选可以在一个或多 个催化剂存储罐(未显示)中进行。

图5显示了其中各氧化反应区利用其各自独立的颗粒催化剂物质 的实施方案。在这种实施方案中，将包含N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙 酸底物的含水原料流1给到第一搅拌釜反应器3，在此含水原料流1 在第一种催化剂物质的存在下连续氧化，形成中间含水反应混合物41。 该中间含水反应混合物41在催化剂过滤器9a中过滤，从中间含水反 应混合物41中分离出基本所有的第一种催化剂物质，形成(1)包含 来自中间含水反应混合物41的基本所有催化剂的第一种催化剂再循 环物流11a；和(2)中间含水原料流60，即来自过滤器9a的滤液， 包含来自中间含水反应混合物41的大部分N-(膦酰基甲基)甘氨酸产 物和未反应的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸。第一种催化剂再循环物 流11a经催化剂原料流39a给回到第一搅拌釜反应器3，同时将中间 含水原料流60引入到第二搅拌釜反应器40，在此N-(膦酰基甲基)亚 氨基二乙酸底物(和C1分子，如甲醛和甲酸)的进一步连续氧化在第 二颗粒催化剂物质的存在下进行，形成最终反应混合物流出物45。在 闪蒸罐17b中任选减压之后，最终反应混合物45在催化剂过滤器9b 中过滤，从最终含水反应混合物45中分离出第二种催化剂物质，形成 (1)包含来自最终含水反应混合物45的基本所有催化剂的催化剂再 循环物流11b；和(2)包含来自最终含水反应混合物45的大部分N-(膦 酰基甲基)甘氨酸产物的滤液13。然后经催化剂原料流39b将催化剂 再循环物流11b回给到第二搅拌釜反应器40。优选地，在第一搅拌釜 反应器3中利用的催化剂物质通过催化剂清除物流20a连续或间歇清 除，再通过催化剂原料流21a补充。同样，在第二搅拌釜反应器40中 利用的催化剂物质优选通过催化剂清除物流20b连续或间歇清除，再 通过催化剂原料流21b补充。第一和第二搅拌釜反应器3和40的颗粒 催化剂物质还可以如上所述，通过将还原剂18a和18b和/或补充促进 剂19a和19b连续或间歇引入到各自的催化剂存储罐5a和5b或连续 反应器系统的其它部位来至少部分地再活化。例如，补充促进剂还可 以直接加到搅拌釜反应器3和40的一个或两个中。

在图5中所示的催化剂再循环方式是有利的，因为它提供了独立控 制各反应区的催化剂类型、催化剂龄和载量的灵活性。例如，可以设 计第一搅拌釜反应器3中使用的催化剂，以便在第一氧化反应区在选 择的操作条件下获得N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的高转化率， 同时可以优化在第二搅拌釜反应器40中使用的催化剂，以改善甲醛和 甲酸副产物的氧化和使N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的过氧化最小化。 还有，双过滤器反应器系统，如在图5中所示的那种，能够容许使用 产生浓度低于单一过滤器反应器系统(如在图3中所示的系统)所需 浓度的催化剂再循环物流的过滤器。

在一些实施方案中，使用时间较短的催化剂的益处可能在一个反应 区中大于另一个反应区。例如，在一些实施方案中，在第一个反应区 (其中大部分N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物通常被氧化)的老化 催化剂的影响可能不如在第二个反应区的老化催化剂的影响那样有 害，并且新鲜催化剂的影响同样可能在第二个反应区中大于第一个反 应区。例如在其中大部分N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物在第一反 应区中被氧化，并且所得到的在第二反应区中的低底物浓度引起更慢 的反应速度的实施方案中，可能就是如此。在这种情况下，常常优选 使用流程如图6所示的反应器系统。在该实施方案中，来自在第二搅 拌釜反应器40中利用的颗粒催化剂物质的催化剂可以经物流65从催 化剂再循环物流11b中连续或间歇清除，并且经催化剂再循环物流11a 引入到第一搅拌釜反应器3，从而延长了催化剂在整个工艺中的使用 寿命。在催化剂包含高成本物质，如贵金属的场合，这种流程是特别 有利的。通常在这种实施方案中，新鲜催化剂仅通过催化剂原料流21b 引入到第二反应区，而催化剂仅经催化剂清除物流20a从该工艺的第 一反应区中清除。在第二搅拌釜反应器40中的平均催化剂龄(即催化 剂用于催化氧化反应的累积时间)优选是在第一搅拌釜反应器3中利 用的催化剂的平均催化剂龄的约20到约65％。在第二搅拌釜反应器 40中每磅催化剂所产生的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的平均量，优选 是在第一搅拌釜反应器3中每磅催化剂所产生的N-(膦酰基甲基)甘氨 酸产物平均量的约5到约30％。

应该认识到，在一些实施方案中，更优选以与图6所示相反的方向 再循环催化剂(即催化剂与底物同向流动)。在那些情况下，将新鲜 催化剂连续或间歇引入到第一反应区，来自在第一搅拌釜反应器40中 利用的颗粒催化剂物质的催化剂连续或间歇从催化剂再循环物流11a 中清除，并连续或间歇转移到第二反应区，以及连续或间歇从反应器 系统中清除第二反应区中的催化剂。在这种实施方案中，在第一搅拌 釜反应器3中的平均催化剂龄优选是在第二搅拌釜反应器40中催化剂 的平均催化剂龄的约33到约80％。在第一搅拌釜反应器3中消耗的 每磅催化剂所生产的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的平均量优选是在第 二搅拌釜反应器40中消耗的每磅催化剂所生产的N-(膦酰基甲基)甘 氨酸产物平均量的约75到约90％。

在图5和6所示的实施方案中，外部热交换循环环路15或47还可 以是与图2B所示相同方式的催化剂再循环环路，而不是分别独立于催 化剂再循环物流11a或11b之外。对于这种合并环路，催化剂过滤器 9a和9b优选是连续交叉流过滤器。

在包括操作串联的两个氧化反应区，尤其是串联的两个搅拌釜反应 器3和40的方法中，希望在第一氧化反应区实现高速传质。因此，优 选通过刚好位于叶轮之下或附近的分布器将含O2气体，优选含有至少 约95mol O2，一般约98mol％O2的气体直接引入到第一搅拌釜反应器3 中的反应混合物中和使气体的反混最小化，以便使氧浓度驱动力最大 化，从而在第一氧化反应区中获得高传质。对于相等的压力和氧转化 率，预期平均氧空间浓度在具有最低气相反混的反应环境中是更高的。 在分布器附近，例如，未溶解气体中的氧分压通常高于反应器的其它 区域，如在液体反应介质和顶空之间的界面附近。然而，在第二反应 区中，N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物浓度一般低得多，对传质的 需求和对高氧浓度驱动力的需求明显更小。因此，在第二氧化反应区 中更容易容许气体的反混，并且在一些情况下是优选的。在本发明的 实施中优选的深度还原贵金属/碳催化剂，更易于在具有未溶解气体的 高氧分压气穴的反应环境中过氧化，尤其在低的N-(膦酰基甲基)亚氨 基二乙酸底物浓度下，如在第二氧化反应区遇到的那些。通过反混第 二氧化反应区内液体反应介质中的气相，降低了平均氧空间浓度和提 高了这种催化剂的稳定性。

可以使用各种反应器变型，以便在第二反应区含有的反应混合物中 保持未溶解气体中的更均匀的低氧分压。一种优选的替代方案是选择 适于使气体从顶空界面快速进入反应混合物的叶轮系统用于第二搅拌 釜反应器40，如购自Lightnin(Rochester，New York，U.S.A)的A340 上泵轴流叶轮系统。这种叶轮系统将气体从顶空吸入到液体反应混合 物中，使得吸入到液体反应介质中的气体的氧分压和顶空气体的氧分 压之间的差减小，从而降低了反应混合物的未溶解气体中的平均氧空 间浓度。另外，可以改变第二搅拌釜反应器40，使得含O2气体被送到 反应混合物之上的顶空中，而不是直接分布到液体反应混合物中。这 将更进一步降低高氧浓度气穴的形成。或者，平均氧空间浓度可以通 过用叶轮将第二搅拌釜反应器40内的顶空气体引入到液体反应混合 物中来降低。包括用于气体运输的中空轴的这种叶轮系统的可商购实 例是DISPERSIMAX系统，由Autoclave France(Nogent-sur-Oise Cedex，France)销售。另一可能性是降低引入到第二搅拌釜反应器40 的含O2气体中的O2浓度(例如，空气可以用作供给到第二氧化反应区 的氧源)。

在另一变型中，第二连续搅拌釜反应器40被射流喷嘴环路反应器 替代。这种反应器的流程图表示在图7中。这里，将包含由第一氧化 反应区排出的中间含水反应混合物41的至少一部分的含水原料流901 泵送到进口903，再由喷嘴907喷射到混合室909，还经进口911向其 中引入含O2气体(即将含O2气体引入到文邱里喷嘴907的喉道中)。 这产生了高传质系数，以便将氧传递到含水原料901中。因为该高氧 传质系数和由喷嘴907引起的在反应容器913之内的高度搅拌，在液 体反应混合物915的未溶解气体中的平均氧空间浓度是低的。反应混 合物流出物917从在反应容器913底部附近的出口919排出，在热交 换器921中冷却，再通过催化剂过滤器922，优选交叉流过滤器过滤。 使用泵925，将从反应混合物流出物917中分离的催化剂经催化剂再 循环物流923再循环回到反应器913中。含有大部分N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物的滤液927送到其它步骤中进行纯化和/或浓缩。Van Dierendonck等人在“Loop Venturi Reactor-A Feasible Alternative to Stirred Tank Reactions？”， Ind. Eng. Chem. Res.37， 734-738(1998)中描述了射流喷嘴环路反应器的操作和设计，它的全部 公开内容通过引用结合在这里。射流喷嘴环路反应器的可商购实例是 由Kvaerner Buss CPS(Pratteln，Switzerland)销售的BUSS环路 反应器。应该理解，除了在包含串联的多个氧化反应区的连续反应器 系统中提供第二或后续氧化反应区之外，射流喷嘴环路反应器同样适 合提供第一氧化反应区。射流喷嘴环路反应器的氧化反应条件和操作 参数类似于以上对于由搅拌釜反应器提供的氧化反应区所述的那些。

前面的讨论大多数集中在利用多相颗粒催化剂淤浆和包含串联的 至少两个搅拌釜反应器(提供了在至少液相中基本反混的氧化反应区) 的连续反应器系统。然而，应该认识到，除搅拌釜反应器外的反应器 构型可以同样或比搅拌釜反应器更适合于一个或多个氧化反应区，或 能够与多个搅拌釜反应器段结合使用。而且，许多这种供选择的反应 器构型同样适合用于包括单一氧化反应区的连续反应器系统。利用颗 粒催化剂淤浆的包括一个或多个搅拌釜反应器的连续反应器系统的缺 点之一是与催化剂再循环机理相关的资本和操作成本，包括回收N-(膦 酰基甲基)甘氨酸产物所必需的催化剂过滤器或其它催化剂分离装置。 因此，其中催化剂能够保留在氧化反应区的反应器构型可以在一些应 用中提供经济优点。这样的反应器构型的两个例子是固定催化剂床反 应器和流化床反应器。固定床反应器和流化床反应器的另一优点是它 们能够以表现活塞流特性的方式操作，这往往形成较低浓度的不希望 有的副产物(例如N-甲基-N-(膦酰基甲基)甘氨酸)，和因此更高的 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物收率。

图8显示了根据本发明的一个实施方案的固定床反应器500的实 例。设置在反应器500之内的是初级氧化反应区，它包括含有氧化催 化剂，尤其上述深度还原的催化剂的初级固定床501。固定床支撑物 502优选位于反应器500内，以在固定床501之上和之下分别提供上 室503和下室504。包含N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原 料流505通过喷嘴506或其它适宜的液体分配系统连续或间歇引入到 上室503，并分布在固定床501中。含O2气体同样引入到上室503中。 当含O2气体与液体反应混合物的下行流同向流经固定床501时，N-(膦 酰基甲基)亚氨基二乙酸底物被连续氧化。包含N-(膦酰基甲基)甘氨 酸产物的初级反应器流出物507与包含CO2的蒸气流从下室504中一 起排出。

虽然在图8中显示经过固定床501的液体反应混合物和含O2气体 向下同向流动，但应该理解的是，各种流动的组合是可能的。例如， 含水原料流505和含O2气体可以引入到反应器500的下室504，并同 向、上行流经固定床501。或者，液体反应混合物和含O2气体可以逆 向流经固定床501，其中含O2气体被引入到下室504和含水原料流505 被引入到上室503，或者正好与此相反。

在固定床反应器500的氧化反应区内的温度优选是在约20到约 180℃，更优选约60到约140℃，还更优选约80到约130℃，以及还 进一步优选约90到约120℃的范围内。虽然反应系统可以任选绝热操 作，但在初级氧化反应区，即将大部分未转化的底物引入到其中的反 应区内绝热操作中所遇到的过高温度，可能导致对催化剂的不利影响 或副产物的过度形成。在底物是酸的场合，底物的有限溶解度规定在 反应器进口保持至少饱和温度的温度，以防止底物固体沉积在床中。 然而，对副产物形成和催化剂劣化的影响要求最高温度保持在上述范 围内。实际上，这将在绝热固定床中可以获得的底物转化程度限制到 不高于约10wt％，优选不高于约7％，更通常在约3％到约5％的范围 内，按总反应混合物基准计算。在底物是盐的场合，转化率不受底物 的溶解度的限制，但依然因对催化剂和副产物形成的影响而限制在上 述范围内。为了在单一固定床中获得更大的转化率，必须从反应系统 除去放热反应热。虽然反应区照样可以绝热操作，但必须从反应系统 的某些地方除去热，使得在反应混合物和含水原料流之间的单位重量 显热含量差，保持在低于每单位重量含水原料流在反应区中产生的放 热反应热的值。如下所述，除去反应热的措施可以包括冷却反应区， 或与含水原料混合物一起引入冷却的再循环物流。通过以这种方式进 行冷却，以反应混合物组成和原料组成之间的差表示的转化率可以增 加到10％以上，乃至15％以上。在底物和产物是水溶性盐的场合，转 化率可以增加到20％，30％，乃至50％。

与反混反应器系统的温度控制相比，控制固定床反应器氧化反应区 内的温度一般更难。如图8所示，初级反应器流出物507可以分为初 级产物级分508和再循环级分509，后者在反应区的外部冷却，再返 回到反应器的进口。一般地，从反应器排出的初级反应器流出物507 的至少约5％，优选至少约33％，更优选约50％到约90％，和更更优 选约60％到约80％被转为再循环级分。以另一方式表示，再循环级分 509的体积流速与初级反应产物级分508的比率一般是至少约0.05∶1， 优选至少约0.5∶1，更优选约1∶1到约10∶1，和最优选约1.5∶1到约 5∶1。在返回到反应器之前，再循环级分在固定床的外部冷却，冷却在 热交换器510中进行。在图8所示的一个实施方案中，从反应器排出 的初级反应混合物分为初级产物级分和再循环级分，并且在再循环级 分通入热交换器之前脱除产物级分。该供选择的方案在某些实施方案 中可以是有利的，例如，在初级产物级分含有要在其它反应区中进行 氧化的未反应N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物或副产物C1化合物的 场合。在图8所示的一个供选择的实施方案中，优选通过将全部初级 反应混合物，或基本上全部初级反应混合物通入外部热交换器(如在 510处图解的热交换器)中，此后将冷却的初级反应混合物物流分为 再循环物流和冷却的初级级分，来产生冷却的产物级分。

将冷却的再循环级分509和含水原料流505混合，形成初级反应区 的合并进口物流。由于反应，再循环级分的N-(膦酰基甲基)亚氨基二 乙酸底物相对贫乏，可以用来使生产率最大化的因素是引入具有高底 物含量的含水原料混合物，包括底物浓度超过该底物在原料混合物水 相中的溶解度极限。因为再循环级分的底物相对贫乏，混合的效果是 形成底物含量明显低于含水原料混合物的合并进口物流。该稀释效果 使得原料混合物的浓度可以比其它可能的方式要高得多。例如，原料 混合物可以包含N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸在其饱和或基本饱和的 水溶液中的淤浆，采用其它方式时这种淤浆往往可以引起固定催化剂 床的堵塞。与再循环级分混合使N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸含量降 低至足以溶解淤浆固体并提供基本不含固体底物的合并进口物流。一 般地，来自再循环级分的热也使合并物流的温度超过含水原料混合物 的温度，进一步有助于底物固体的溶解。而且，因为在达到高转化率 之前，N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸至N-(膦酰基甲基)甘氨酸的氧化 基本上是零级的，所以该稀释效果不会不利地影响反应速度。任选地， 可以将含水原料混合物和再循环级分导入混合罐，以确保在将合并的 进口物流引入到固定催化剂床之前固体已被溶解。以这种方式，可以 引入包含约8wt％至约15wt％的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸的含水原 料混合物，并且通过将该含水原料混合物与包含约0.5wt％至约5wt％ 的N-(膦酰基甲基)甘氨酸的初级反应器再循环级分混合来产生合并的 进口物流。如下文所述，在底物是N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸的水 溶性盐和产物是N-(膦酰基甲基)甘氨酸的水溶性盐的场合，能够处理 明显更高的浓度。

应该理解，在降低合并的进口物流的底物含量过程中，含水原料流 用再循环物流稀释还起到减小合并的催化剂床液相进口物流和催化剂 床液体出口物流之间的底物含量差的作用，使该差值可以保持在如上 所述在绝热反应区中可以容许的范围内。在该反应区内保持对底物的 比例转化的这种限制，在图8的系统中是重要的，因为催化剂床本身 还可以基本上绝热操作，虽然整个反应系统(包括再循环环路)不是 绝热操作。

在本发明的供选择的实施方案(未显示)中，连续反应器系统可以 包含第二氧化反应区，向该区可以连续引入部分或全部的初级反应产 物级分508，以便进一步转化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物和氧 化C1副产物。在这种实施方案中，所有初级反应器流出物507可以转 移到热交换器再循环环路中，并且在热交换器510下游的再循环级分 509中分出初级产物级分508。以这种方式，在将初级产物级分508 引入到第二氧化反应区之前，从中撤除一些反应放热。第二反应区含 有氧化催化剂，并且可以进行反混，如在连续搅拌釜反应器内提供的 那样，或者可以包含第二固定催化剂床。在第二反应区中，初级反应 产物级分中的残留N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物被连续氧化成 N-(膦酰基甲基)甘氨酸。在包含串联的两个或多个固定床反应器的优 选实施方案中，反应在初级氧化反应区中进行到N-(膦酰基甲基)亚氨 基二乙酸底物向N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的转化率较高(例如至少 约95％，优选至少约98％)，这是十分可行的，因为氧化以表观零级 反应进行，直到仅有小部分的初始N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物， 例如低至0.2ppm或0.2ppm以下保留在液相中为止。通过以这种方式 操作，反应的热负荷主要经初级反应器的再循环环路中的热交换器510 散失，并且第二氧化反应区能够基本绝热地操作，温度仅适当增加。 任选地，反应热能够脱除到位于第二反应区内的内热交换器(例如冷 却盘管)中的冷却液体中。没有循环的这种配置使液相反应混合物以 基本活塞流的方式通过第二固定床(即基本没有液相的反混)。活塞 流操作在第二反应区中是希望的，因为底物至N-(膦酰基甲基)甘氨酸 产物的氧化基本变成高转化率的一级反应。活塞流操作使消除残留 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的动力学驱动力最大化和减少了由 过氧化形成的副产物的量。

优选地，初级和二级催化剂床都含有贵金属/碳催化剂，该催化剂 可同时有效氧化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物和C1副产物，即甲 醛和甲酸。

因为贵金属主要用于催化C1副产物的氧化，而N-(膦酰基甲基)亚 氨基二乙酸底物的氧化主要通过碳来催化，本发明的一个供选择的实 施方案包括使用主要由碳催化剂组成，或贵金属含量明显少于第二固 定床中配置的催化剂的初级固定床。第二反应器包含贵金属/碳催化 剂，以确保C1副产物的氧化。因为C1氧化在任何情况下基本是一级反 应，它在第二反应器中通常保持的基本活塞流条件下更有效地进行， 由于在该阶段产生少得多的放热。在第二反应器中的热负荷可能是相 当温和的，使得它能够不用外部热交换器和不用反混或再循环来操作。 在固定床系统中，可以使用单位重量催化剂的贵金属载量低于对于连 续反混反应系统来说最佳的单位重量催化剂贵金属载量的催化剂。

在又一个实施方案中，可以提供第三固定床反应区，该区也优选包 括含有贵金属/碳催化剂的固定床，并且能够基本以活塞流操作，和任 选地，事实上优选在绝热条件下操作。在第一反应器仅使用碳催化剂 的场合，该选择可能特别有价值。因此，N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙 酸底物至N-(膦酰基甲基)甘氨酸的氧化在碳催化剂的存在下在初级氧 化反应区中充分进行，但C1副产物往往积累在初级反应器流出物中。 第二反应区促进了底物的消除和C1副产物的氧化，二者基本是由第二 固定床的基本活塞流操作促进的一级反应。残留的C1化合物有效地在 第三固定床氧化反应区中被消除。

为了在初级氧化反应区中获得高转化率，各固定床反应区，尤其初 级反应区优选在相对高的氧分压下操作，以促进氧转移到液相中。优 选初级氧化反应区中的液相流程之上的积分平均氧分压是至少约 50psia，优选至少约100psia，更优选至少约200psia。在一些实施方 案中，约300psia到约500psia的积分平均氧分压可以是适宜的。反 应器气体出口处的气相的氧含量可以是在20％到30％的范围内，或甚 至更低。还可以如下文所述，通过催化剂表面积与固定床反应器中的 液相反应混合物体积的高比率来促进氧传递。在初级反应区中的氧利 用率优选是约50％至约95％。一般地，氧以约1.5到约10mol O2/mol N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的量给到反应器。在固定床反应器 500中的总操作压力一般可以高于搅拌釜反应器中的总操作压力，并 且优选是约0到约1000psig，更优选约300到约1000psig，和更更优 选约100到约300psig。

一般地，稍低的氧分压在第二和/或第三固定床氧化反应区中可以 是优选的，以便避免催化剂的过氧化和损及它氧化C1副产物的效力。 因此，在第二或第三反应区中，沿液体流路的积分平均氧分压优选是 约30psia至约300psia，更优选是约30psia至约100psia。作为替 代方案，图8的初级固定床反应器和/或串联的第二或第三固定床反应 器可以使用氧化剂如H2O2而非分子氧来操作，在该情况下，总反应压 力和氧分压可以明显低于上述压力。

为了防止催化剂过氧化，一般优选的是，任何固定床反应器液体出 口处的氧分压不高于约100psia，优选是约10psia至约50psia。还优 选的是，在固定床的任何位置，氧分压不超过约50psia，其中液相的 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物含量低于0.2ppm；更优选地，在该 床的任何位置，氧分压保持在约50psia以下，其中液相的底物含量低 于约0.1ppm。

在又一个实施方案中，连续反应器系统可以包含串联的多个更短 (或更窄)的固定床反应器，使从一段排出的中间反应混合物流出物 进入下一段。该实施方案不同于上述两个或三个反应器系统，差别在 于，在相对窄的固定床反应器段系列的任何一段中仅获得适度的转化 率。因为在任何一个床中的底物转化率是相对有限的，各床可以基本 绝热地操作，热交换器放置在各连续的短固定床反应器和下一个反应 器之间，以冷却反应混合物，使得在任何一个固定床反应器中反应混 合物的温度不超过所希望的操作温度。在所述系列反应器包含两个以 上反应器的场合，可能仅需要冷却从头一个、头二个或头三个固定床 反应区排出的中间反应混合物，此后，其余的区可以以绝热方式操作。 在固定床反应器中的反应温度还可以通过例如在固定床内引入分开的 通道或导管来控制，冷却介质可以流经该通道或导管。要注意的是， 在该实施方案中，不是该系列的所有反应器必需是固定床反应器。例 如，该系列的第一个反应器可以是连续搅拌釜反应器，在该反应器内， N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物至N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的 基本上零级的氧化可以进行到基本转化，产生中间反应混合物，该中 间反应混合物可以转移到一个固定床反应器，或系列固定床反应器， 以完成转化和氧化残留C1副产物。

含有整体形式的催化剂的固定床反应器(例如包含如在图1中所示 的蜂窝载体)有时比含有离散催化剂粒子的固定床的反应器更优选。 这是因为，如果在含水原料流505中含有的N-(膦酰基甲基)亚氨基二 乙酸底物在氧化反应区中以任意显著程度沉淀，催化剂粒子的固定床 可能被堵塞。因此，一般要求在含水原料流505中N-(膦酰基甲基)亚 氨基二乙酸底物的浓度在反应器给料温度下不超过饱和浓度，这可能 明显限制产量。然而，如果固定床501包含蜂窝或类似的整体形式的 催化剂，其中的通道可以制成基本直的和具有足够大的截面，使得它 们不会被含有固体N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物淤浆的反应混合 物堵塞。即使填充床反应器不被堵塞，整体催化剂可以在明显更低的 压力降下操作。必须权衡考虑在固定床反应器中利用整体催化剂的该 潜在优点与生产整体载体相关的成本增加(与在本发明的实施中一般 优选的通常明显更便宜的丸粒或颗粒载体相比)。在使用以单独的 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物原料流给到各段的多个固定床段， 从而在给到第一固定床段的原料流中不需要高底物浓度来获得所需产 量的场合，尤其是这样。

固定床反应器的另一优点是，通过合并不同的催化剂，催化剂的活 性能够选择性地在固定床反应器段的全长内变化，或在反应混合物流 动方向上一段与下一段不同。例如，在固定床反应器段的上游部分或 在多段固定床反应器系统的前几段中可以使用低活性催化剂(例如仅 是碳催化剂)，而在固定床反应器段的下游部分或多段系统的后几段 可以使用高活性催化剂(例如深度还原贵的金属/碳催化剂)。作为选 择，固定床可以组合包含氧化催化剂体和用于促进气/液传质的其它措 施如环形、鞍形或结构填料。环形、鞍形或其它惰性填料起催化剂的 稀释剂的作用，从而调节催化剂床的活性。以这种方式，催化剂床的 活性可以沿流体流动方向随催化剂体表面积/惰性填料的表面积的变 化而变化。这种催化剂活性的变化用于补偿N-(膦酰基甲基)亚氨基二 乙酸底物在反应混合物中的浓度下降，同时减少该方法的催化剂成本 和贵金属损失。

固定床反应器由于活塞流特性而产生较低浓度的不希望的副产物 的趋势，可以通过使用显著高于在典型反混(即充分混合)反应器中 使用的比率的有效催化剂表面积与工作体积中的液体的比率来促进。 事实上，冷却反应混合物以减少杂质形成的需求可以通过使用这样的 比率来减少或完全消除。这归因于大的有效催化剂表面积增加了反应 速率和因此减少了液体停留时间的事实。减少的停留时间进而往往减 少通过均相反应形成的杂质，尤其是N-甲基-N-(膦酰基甲基)甘氨酸 的形成。在该实施方案中，催化剂BET表面积与在固定床反应器的工 作体积中的液体(滞留液体)体积的比率优选是至少约3m2/cm3，更优 选约100到约6000m2/cm3，和更更优选约200到约2000m2/cm3。在一 些应用中，催化剂BET表面积与反应器中的滞留液体比最优选是在约 400到约1500m2/cm3的范围内。固定床中滞留液体与总床体积的体积 比优选是约0.1至约0.7。在某些实施方案中，低液体停留时间和高 表面对体积比使得可以有利地在例如150℃的相对高温度范围操作固 定床反应器，其中在初级固定床的液相流路中的液相的积分平均温度 是约80℃至约130℃，优选105℃到120℃。

根据本发明，如在例如图8中所描述或在下文所述那样，只要提供 足够的热传递能力，固定床反应器可以在高产量下操作。一般地，在 超过约50％的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物转化率下，固定床反 应器可以在约0.5hr-1至约20hr-1的液体时空速度下操作，以总催化 剂床体积为基准计算。在约0.5到约5hr-1的液体时空速度下能够获 得超过95％或98％的更高转化率。要理解，液体时空速度基于总液相 原料流计。因此，在图8所描述的反应系统中，液相原料流包含通过 混合含水原料混合物物流和再循环物流，以及根据特定工艺流程图可 以引入到固定床反应器的任何其它再循环或交叉流物流所获得的合并 进口物流。基于这些时空速度与上述转化率的结合，已经发现，N-(膦 酰基甲基)亚氨基二乙酸底物可以在单一固定床反应器中，在约0.05 到约4，更通常约0.2到约2克分子/l·hr-N-(膦酰基甲基)甘氨酸 /磅含水反应混合物的生产率下，转化为N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。

如上所述，在固定床反应器中利用的催化剂可以采用各种形式和包 含不同类型的载体，包括丸粒载体和整体载体。如图8所示，一般优 选在固定床501内含有的氧化催化剂是丸粒的形式(例如，上述深度 还原的催化剂，包含其上沉积有贵金属的碳丸粒载体)。这些丸粒催 化剂一般具有约1mm到约100mm，更优选约1.5mm到约5mm的粒度。 已经进一步确定，相对于在淤浆反应器中使用的可比催化剂上的载量， 在固定床中使用的贵金属/碳催化剂中的贵金属载量可以是低的。例 如，在上述200到2000m2/cm3 BET表面对液体滞留体积比率内，使用 贵金属在碳上负载量仅为2wt％的催化剂，获得了固定床的有效操作。 一般地，低于35wt％的载量可以是令人满意的。在催化剂包含Pt/C的 场合，在催化剂上的铂载量可以低于在利用Pt/C淤浆催化剂的连续搅 拌釜反应器中在相同的温度下提供等同生产率(按磅N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物/(小时·磅催化剂)计)所需载量的70％。

在固定床反应器中，难以长时间保持恒定催化剂活性和选择性。最 后，催化剂活性和选择性降低到不可接受的水平，使得反应器系统不 得不关闭，以便进行催化剂的替换和/或再活化。与上述包括一个或多 个搅拌釜反应器的连续反应器系统(其中催化剂替换和/或再活化能够 在反应器系统保持运转的同时进行)相比，这是不利的。可以通过提 供用阀平行连接于反应系统的其余部分的备用固定床反应器，并以交 替的方式操作它们，来解决催化剂去除和再活化的问题。可以从停止 使用的反应器除去催化剂和用新鲜催化剂替换；或可以在离线的反应 器中就地进行催化剂的再活化。

根据本发明的另一个实施方案，在利用颗粒多相催化剂，优选上述 深度还原颗粒催化剂的循环流化床反应器中进行N-(膦酰基甲基)亚氨 基二乙酸底物的氧化。循环流化床反应器一般比搅拌釜反应器提供了 更高的质量传递系数，并且可以以将颗粒催化剂基本保持在氧化反应 区内的方式操作，使得根本不需要催化剂过滤器或其它催化剂分离措 施，或至少明显降低对尺寸和压力降的要求。图9显示了循环流化床 反应器400的实例，其中限定了一个氧化反应区。通过引流管405的 进口403，将包含N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料流401 泵送到反应器400的顶部，再在反应器400的底部附近排放到与催化 剂粒子407接触的液体反应介质406中。含O2气体可以通过反应器400 底部的喷嘴409喷射到反应混合物中。反应溶液412在溢流口411从 反应区中排出，包含CO2的蒸气通过反应器的顶部排出。该反应器具有 明显位于引流管405的排放口之上，但在溢流口411之下的反应混合 物循环引出口413。具有悬浮于其中的颗粒催化剂的反应混合物在引 出口413处排出，经外部环路420通过热交换器421循环，以便除去 反应热，然后与原料流401合并，以便经引流管405再引入到反应器 中。通过在环路420中保持高速的循环(相对于原料401供给速度和 反应溶液412的排出速度)，在氧化反应区的下部淤浆区域(一般在 出口413之下)中建立了上向流速，它比氧化反应区的上部滗析区域 (一般在出口413之上)的上向流速高得多。选择该设备的大小和控 制再循环流，使得在下部淤浆区域的上向速度明显在催化剂粒子407 的沉降速度之上和因此有效保持催化剂悬浮(即夹带)在淤浆区域内 的反应介质中。然而，在出口413之上的滗析区域中的上向速度明显 在催化剂粒子407的沉降速度之下，以便分离从出口411排出的相对 透明的反应溶液滗析液412。一般地，在反应器如图9所示的反应器 中利用的催化剂粒子407的尺寸是约200μm到约1000μm。例如在开始 阶段，可以用精炼过滤器(polish filter)(未显示)除去夹带在滗析 液412中的较小的催化剂粒子。因此，淤浆催化剂保持在反应器内， 不需要过滤，或者至少不需要具有能够以在向前流的反应溶液412中 的催化剂浓度与淤浆区域的催化剂浓度相当时所需要的速度除去催化 剂的能力的过滤器。

为了除去催化剂，循环流化床反应器还可以包括催化剂分离环路 414，它也表示在图9中。在该环路中，从反应区的淤浆区域的出口 415排出侧流淤浆并通入催化剂过滤器417，以便除去催化剂418。可 以将新鲜的催化剂419加入到过滤的反应溶液中，该溶液通过与新鲜 原料流401和再循环物流420混合以引入到引流管403，而再循环到 反应器中。根据需要(例如清除活性和/或选择性降低的催化剂)，催 化剂分离环路414可以连续或间歇操作，并省去了定期关闭反应器以 便替换颗粒催化剂的需要。然而，催化剂过滤器417的能力不必与上 述用于从连续搅拌釜反应器排出的反应淤浆中分离催化剂的过滤器几 乎一样大。因此，能够实现资本、操作和维护费用的大量节约。

可以对图9所示的流化床反应器400做各种改变。例如，不是将含 O2气体喷射到反应器400底部的反应混合物406中，而是在反应器的 顶部提供与图7所示类似的射流喷嘴，通过该喷嘴，将含水原料流401 和含O2气体合并，再排放到反应混合物406中。或者，通过在引流管 405内旋转的叶轮，以将反应混合物引出，向下通过引流管并进入到 氧化反应区的下部区域的方式，提供含有颗粒催化剂的反应混合物的 循环。此外，催化剂分离环路414任选可以结合到热传递循环环路420 中。循环流化床反应器的氧化反应条件和操作参数类似于以上对于由 搅拌釜反应器提供的氧化反应区所述的那些。

在图10中图示了本发明的还一个供选择的实施方案，其中N-(膦 酰基甲基)亚氨基二乙酸底物至N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的氧化在 包含多个反应器800A、800B、800C…800n的分布式反应器系统中进行， 其中反应混合物按顺序从该系列中的一个反应器前进到下一个反应 器。将包含N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的初级原料混合物814 引入到反应器800A中，将补充原料混合物分为分配到系列反应器中的 平行组分原料流802B、802C、802D…802n。各反应器经给料管线804A、 804B、804C…804n接受分布式供应的氧或其它氧化剂组分。任选地， 将热交换器806A、806B、806C等插入到各后续反应器和前一反应器之 间，以便除去由前面反应器800A、800B、800C等排出的中间反应混合 物810A、810B、810C等的反应热，如果需要并使各反应器可以以绝热 方式操作。或者，冷却的再循环物流808A、808B、808C、808D等可以 返回到各反应器，以便除去反应放热和提供反应混合物在反应器中的 冷却。在第一反应器800A之后的系列反应器的每一个中，合并的进口 物流812B、812C、812D…812n是组分原料流802B、802C、802D等， 从前一反应器810A、810B、810C等排出的中间反应混合物减去任何再 循环物流808A、808B、808C、808D等，和任何再循环物流808B、808C、 808D等的结合物。每个反应器800A、800B等可以假定是这里所述的 任何机构，但优选是催化剂保留在其中的反应器的形式(例如固定床 或流化床反应器)。最终反应产物810n从反应区系列的最后一个反应 区800n排出。

分布式反应器系统的各组分原料流802B、802C等可以是高度浓缩 的，从而有助于该方法的高生产率。事实上，可以使用包含浓稠的N-(膦 酰基甲基)亚氨基二乙酸底物淤浆的组分原料流或糊状组分原料流。在 第一反应器800A之后的各后续反应器中(例如反应器800B)，可以 引入淤浆或糊状组分原料混合物，尽管优选(尤其在固定床反应器的 情况下)组分802B原料组成，组分802B给料速度，从前一反应器800A 排出的中间反应混合物810A(减去任何再循环808A)的组成和流速， 来自反应器800B的中间反应混合物的任何再循环808B的结合应使得 合并的进口物流812B基本不含底物固体或N-(膦酰基甲基)甘氨酸产 物固体。然而，本领域技术人员将会理解，在本发明的某些实施方案 中，组分原料和中间反应混合物可以完全是淤浆形式，例如在氧化催 化剂是均相催化剂的场合，或在利用整体催化剂如蜂窝形式的固定床 的场合。

虽然优选将另外的组分原料流802B、802C等和氧化剂都引入到第 一反应区之后的系列反应区800B，800C等的每一个中，但应该理解， 在特定应用中，必要或理想的是仅将组分反应混合物供给到一些，而 不是全部后续反应区中。在一些例子中，可以不必将氧化剂供给所有 反应区，虽然在大多数情况下，将氧化剂供给每一个区是优选的。

本发明的固定床和分配原料实施方案特别适合于将N-(膦酰基甲 基)亚氨基二乙酸的水溶性盐转化为N-(膦酰基甲基)甘氨酸的水溶性 盐。因为底物酸和产物酸的碱金属和胺盐，例如钾、铵、异丙基胺和 链烷醇胺盐-般都具有高溶解度，无论是固定床还是搅拌釜反应器均 可以在比酸方法高得多的底物和产物浓度下操作，酸方法的生产率受 相对低的溶解度限制。事实上，在盐的情况下，固定床方法可以是特 别有利的，因为它能够在不需用于除去结晶产物或除去催化剂的任何 过滤或离心操作的情况下操作。N-(膦酰基甲基)甘氨酸盐溶液可以与 通常用于N-(膦酰基甲基)甘氨酸的工业应用中并且能以最少的另外加 工来溶解的各种赋型剂复配。为了生产所希望的商业浓缩液，仅需要 适度的浓缩步骤。可以不需要大量的杂质分离。

因为与高浓度底物的氧化以及相对大比例的C1副产物如甲醛和甲 酸的伴随放热氧化相关的更大的反应热负荷，搅拌釜反应系统，尤其 连续搅拌釜反应系统对于盐的合成可能是有利的。连续搅拌釜反应器 在利用反应热预热给到反应器的含水原料方面比间歇反应器提供了显 著的优点。用于初始转化的初级连续搅拌釜与固定床终反应器的结合 也可以是有利的。

然而，固定床基本活塞流反应器提供了特殊的优点，尤其在催化剂 床包含贵金属/碳的场合，因为活塞流操作可以促进C1副产物的氧化， 即基本为一级的C1底物反应。但是，因为相同的理由，活塞流加剧了 与含有高浓度底物盐的含水原料混合物的氧化相关的重热负荷。虽然 图8的再循环反应系统可以用于建立充分的热传递，但它对甲醛和甲 酸的破坏动力学具有不利影响，尽管根据再循环速率，对C1破坏的影 响可以保持稍优于完全反混反应器。

因此，在一些例子中，在其中固定床通过将热间接传递到包括热传 递流体或工艺流体的冷却流体来冷却的反应系统中进行氧化反应可能 是有利的，其中所述冷却流体流经催化剂床内或与之接触的导管。例 如，固定床可以设置在管壳式热交换器的壳侧或管侧，其中冷却流体 经过交换器的另一侧。在一个这样的实施方案中，固定床可以包含分 开设置在热交换器管中的多组分床，其中含水原料混合物和氧化剂被 分配到各组分床中，并且冷却流体流经所述热交换器的壳侧。在一个 供选择的实施方案中，固定床可以包含在热交换器的壳内，壳侧上的 挡板任选用于确保流经该床的液相基本呈活塞流。

或者，N-(膦酰基甲基)甘氨酸的盐可以在如上所述的被用于冷却中 间反应溶液的热交换器分开的系列反应器中制备。图10的分布式进料 反应系统在处理在N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸盐至N-(膦酰基甲基) 甘氨酸盐的氧化中产生的热负荷方面可以是尤其有利的。如所述那样， 在底物和产物均是水溶性盐的场合，可以获得尤其高的生产率。例如， 在含水原料混合物含有至少约15wt％底物盐的场合，最终反应混合物 可以含有至少约12wt％的水溶性产物盐；在含水原料混合物含有至少 约25wt％水溶性底物盐的场合，最终氧化反应混合物可以含有至少约 20wt％的水溶性产物盐；和在含水原料混合物含有至少约35wt％的水溶 性底物盐的场合，最终氧化反应混合物可以含有至少约28wt％的水溶 性产物盐；全部是按酸当量基准计。事实上，甚至能够实现超过35wt％， 优选超过40wt％乃至50wt％的高产物盐浓度。如上所述，最终反应产物 可以是在单一反应器中获得的初级反应混合物，如在图8中所描述的 单一再循环固定床系统的初级产物级分或如在以上进一步描述的系列 反应器的最后一个的流出物。

最终反应产物优选通过除去水来进一步浓缩。例如，最终反应混合 物可以引入到闪蒸区，在该区中，压力低于最终氧化混合物在其排出 反应器或系列反应器的最后一个的温度下的蒸气压。用相对低的能量 支出，可以从最终氧化反应产物中除去足量水，以获得含有至少约 40wt％(按酸当量计)N-(膦酰基甲基)甘氨酸水溶性盐的浓缩溶液。

一般地，在由本发明的反应器系统排出的氧化反应混合物流出物 中，N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的浓度可以高达40wt％，或者更高。 优选N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物浓度是约5到约40％，更优选约8 到约30％，和还更优选约9到约15％。甲醛在产物混合物中的浓度优 选低于约5000ppm，更优选低于约4000ppm，还更优选低于2800ppm， 和还更更优选低于1500ppm，按重量计。甲酸在产物混合物中的浓度 优选低于约12,000ppm，更优选低于约4000ppm，还更优选低于约 2000ppm，和还更更优选低于约1500ppm，按重量计。氨基甲基膦酸 (AMPA)、N-甲基-氨基甲基膦酸(MAMPA)、N-甲基-N-(膦酰基甲基) 甘氨酸(NMG)在产物混合物中的浓度容易控制在各自低于9000ppm， 通常可控制在低于4500ppm，和通常保持在1500ppm以下。应该理解 的是，这些副产物的浓度是基于单程操作模式，其中给到反应器系统 的唯一原料是含有由亚氨基二乙酸的膦酰基甲基化获得的N-(膦酰基 甲基)亚氨基二乙酸或它的盐的含水混合物。在将任何再循环物流如来 自以下所述的绝热结晶器的滗析液引入到反应器系统的场合，副产物 的伴随再循环往往增加了反应产物混合物的副产物含量。

纯化和/或浓缩N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物

本发明的另一方面涉及纯化和/或浓缩在氧化反应混合物流出物中 获得的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。由本发明提供的N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物回收的各种改进具有广泛的应用，例如可用于从通过这里 所述的各种连续氧化反应器系统生产的氧化反应混合物回收N-(膦酰 基甲基)甘氨酸产物。然而，本发明的该另一方面不限于这种应用或一 般与连续氧化反应器系统联合使用。如本领域技术人员清楚的那样， 这里阐述的策略可以有利地应用于从通过其它反应器系统(包括间歇 反应器系统)生产的氧化反应混合物流出物中回收N-(膦酰基甲基)甘 氨酸产物。

除了所需的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物以外，反应混合物正常还 含有水和各种杂质。这些杂质可以包括例如各种副产物和未反应的起 始原料，如未反应的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物，N-甲酰基 -N-(膦酰基甲基)甘氨酸，磷酸，亚磷酸，六亚甲基四胺，氨基甲基膦 酸，N-甲基-氨基甲基膦酸，亚氨基二乙酸，甲醛，甲酸等。N-(膦酰 基甲基)甘氨酸产物的值正常指示了从反应混合物中的最大产物回收 量，还常常提供了将至少一部分贫化反应混合物再循环到氧化反应区 以便进一步转化未反应的底物和回收未被回收的产物的动机。

商业方面的考虑有时还要求在商业销售的混合物中N-(膦酰基甲 基)甘氨酸产物的浓度显著高于在通常使用上述氧化反应系统形成的 反应混合物中的浓度，尤其在N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物用于农业目 的的场合。例如，当使用多相催化剂在更优选的操作温度(即约95到 约105℃)下制备N-(膦酰基甲基)甘氨酸游离酸时，N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物在反应混合物中的最高浓度优选不大于约9wt％，以便它能 够保持溶解。然而，有时希望商业销售的混合物具有显著更高的N-(膦 酰基甲基)甘氨酸浓度。

因此，在N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物已经形成和如果必要与催化 剂分离之后，一般优选将产物浓缩和将产物与氧化反应混合物中的各 种杂质分离。

Smith(U.S.专利号5,087,740)描述了用于纯化和浓缩N-(膦酰基 甲基)甘氨酸产物的一种方法。Smith公开了将含有N-(膦酰基甲基) 甘氨酸的反应混合物通入第一离子交换树脂柱，以便除去酸性强于 N-(膦酰基甲基)甘氨酸的杂质，将来自第一离子交换树脂柱的流出物 通入吸收N-(膦酰基甲基)甘氨酸的第二离子交换树脂柱，再通过将碱 或强无机酸通入第二离子交换树脂柱来回收N-(膦酰基甲基)甘氨酸。

用于纯化和浓缩N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的许多其它技术包括 结晶步骤，其中N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物被结晶，以便从至少一部 分剩余反应混合物中分离它。

在图11-14A中图解和以下描述的产物回收方法，在由含有容易结 晶的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的氧化反应混合物，尤其是含有 N-(膦酰基甲基)甘氨酸游离酸的那些氧化反应混合物浓缩和回收产物 中具有特别的应用。浓N-(膦酰基甲基)甘氨酸游离酸一般用于制备其 它N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，如上述那些。

在特别优选的实施方案中，将至少一部分最终反应混合物(优选不 存在任何催化剂，尤其不存在与N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物共结晶的 任何多相催化剂或均相催化剂)引入到非绝热热驱动蒸发结晶器中， 其中热被施加于氧化反应混合物，以便从该反应混合物蒸发水，并从 而浓缩和结晶N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。在非绝热结晶器中使用的 热正常由蒸汽获得。优选在非绝热结晶器系统中蒸发掉反应混合物中 的至少约30％，更优选至少约50％，更更优选约80％到约100％，还 更优选约90％到接近100％的水。蒸发结晶是特别有利的，因为它还 将产物与小分子杂质，最特别地是甲醛和甲酸分离，这些小分子杂质 往往随水一起从反应混合物中蒸发出来。

热驱动蒸发结晶器中的压力优选不高于约10psia，更优选约1到 约10psia，更更优选约1到约5psia，还更优选约2到约3psia，和 更进一步优选约2.8psia。热驱动蒸发结晶器的操作温度优选不高于 约80℃，更优选约40℃到约80℃，更更优选约50℃到约70℃，和还 更优选约60℃。

图11显示了使用蒸发结晶器的一个系统的实例。将包含N-(膦酰 基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料201引入到包含一个或多个氧 化反应区的氧化反应器系统203，在该系统中底物被氧化，形成了包 含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的氧化反应混合物205。在图11、12、 13和14A中，氧化反应器系统的细节，包括可能存在的催化剂分离和 再循环装置(例如，催化剂过滤器、催化剂存储罐、过滤器前闪蒸罐 等)已被省略，这应理解为，从反应器系统排出的氧化反应混合物已 按照需要，根据所使用的具体反应器构型，基本去除了催化剂。氧化 反应混合物205任选可以通过结晶器前闪蒸罐206。结晶器前闪蒸罐 206将反应混合物205的压力降低到某种程度，使溶解的CO2从混合物 闪蒸出来并从闪蒸罐中排出。氧源(例如含O2气体)可以引入到结晶 器前闪蒸罐206，以进一步氧化在反应器系统203的氧化反应区中未 氧化的反应混合物205中的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物，以及 进一步氧化存在于反应混合物205中的甲醛和甲酸副产物。以这种方 式，结晶器前闪蒸罐206起与反应器系统203串联的氧化反应区的作 用。

然后将蒸发结晶器原料流239引入到热驱动的蒸发结晶器207中， 其中热被传递到蒸发结晶器原料流239中，以将水(和小分子杂质， 如甲醛和甲酸)蒸发，形成非绝热结晶器顶空蒸气流209。大部分N-(膦 酰基甲基)甘氨酸产物(一般约50％到约60％，按每通过一次基准计) 沉淀，产生蒸发结晶淤浆211。淤浆211从非绝热蒸发结晶器207中 排出，并且可以引入到一台水力旋流器(或一排水力旋流器)213，形 成富含沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的浓缩淤浆215和固体贫乏 的物流221。将浓缩淤浆215引入到固体分离设备，优选离心机，形 成离心液223(它的沉淀N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物进一步贫乏)和 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物湿滤饼219。

通常，N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物在湿滤饼219中的浓度是至少约 95％(按所有化合物和水的重量计)。如果湿滤饼219随后用水洗涤 或与下述更高纯度的产物共混，可以容许更低的产物浓度。

至少部分的热驱动结晶器顶部流出物209可以再循环到反应器系 统203的氧化反应区。在图11所示的实施方案中，将一部分243冷凝， 并且再循环回去，用作溶解N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物以形成 反应器系统203的原料流201的水源。在反应器系统203包含串联的 两个或多个氧化反应区的情况下，优选将冷凝液243引入到最上游氧 化反应区。与本发明的几乎所有再循环物流一样，物流243可以可供 选择地(或另外)直接引入到氧化反应区，而不是在引入到氧化反应 区之前与其它成分(例如含水原料流201)合并。尤其在该催化剂是 含碳催化剂的场合和更尤其在催化剂包含碳负载的贵金属的场合，部 分非绝热结晶器顶部流出物209还可以有利地用于还原催化剂表面。 这是因为热驱动蒸发结晶器顶部流出物209一般含有甲醛和/或甲酸， 二者均起还原剂的作用，尤其对于含碳催化剂和更尤其对于包含碳负 载的贵金属的催化剂。一般地，首先将在这种还原处理中使用的部分 非绝热结晶器顶部流出物209冷凝，该冷凝液可以引入到反应器系统 203内的一个或多个催化剂存储罐，在那里进行还原处理。除了还原 催化剂以外，这种处理可以用于洗涤催化剂和利用催化剂在催化剂存 储罐中的停留时间。在一个特别优选的实施方案中，将一部分非绝热 结晶器顶部流出物209进一步精馏或蒸馏，获得含有高浓度甲醛和/ 或甲酸的蒸气流。该富蒸气流进而可以冷凝和与含碳催化剂接触。

热驱动蒸发结晶器顶部流出物209的至少另一部分241，一般作为 清除物流241从系统中被清除(即排出)。在连续系统中，该清除物 流241有助于减少系统中废料累积量(尤其小分子杂质累积量)和有 助于管理系统的水平衡。该清除的废料241进而可以被进一步处理， 以便除去杂质。这种处理可以包括例如让清除物流241与含O2气体和 包含VIII族金属(尤其铂、钯和/或铑)和任选的碳载体的催化剂接 触，从而将甲醛和甲酸氧化，形成环境友好CO2和水。反应优选在约室 温到约90℃的温度(更优选约50℃到约90℃)，约大气压到约200psi 的压力，约1到约7ppm的溶解氧浓度，和约0.00015∶1到约0.00040∶1 的VIII族金属与反应器工作体积比下进行。该方法由Smith详细描述 在U.S.专利号5,606,107中。从热驱动蒸发结晶器顶部流出物209的 氧化获得的产物可以再循环到反应器系统203的氧化反应区并用作补 给水的来源。

水力旋流器固体贫乏物流221优选再循环到热驱动蒸发结晶器207 中，用于进一步回收N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。

优选将来自离心机217的离心液223的至少一部分231再循环到热 驱动结晶器207中，用于进一步回收N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。作 为选择(或另外)，可将离心液223的一部分233再循环到反应器系 统203的氧化反应区，以便将离心液223中未反应的N-(膦酰基甲基) 亚氨基二乙酸底物转化为N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。作为选择(或 另外)，离心液223的一部分227可以从系统中清除出去。

在连续系统中清除来自离心机217的离心液223的一部分227，有 助于减少系统中的杂质累积(尤其大分子杂质累积)量，并因此减少 湿滤饼219中的杂质累积(尤其大分子杂质累积)量。这种处理可以 包括例如：

1、如以上关于非绝热结晶器顶空清除物流241所述，清除物流227 可以与O2和VIII族金属催化剂接触，氧化清除物流227中的甲醛和 甲酸。

2、清除废料227可以与O2和含贵金属的催化剂接触，以便将任何 N-取代-N-(膦酰基甲基)甘氨酸(通常最明显的是N-甲基-N-(膦酰基 甲基)甘氨酸)氧化断裂为其它N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，该产物 进而可以在结晶器中收集，如通过将它再循环到非绝热结晶器207中。 优选地，该反应在至少大气压(更优选约30到约200psig)的压力， 约50℃到约200℃(更优选约70℃到约150℃，和还更优选约125℃ 到约150℃)的温度，不高于约2ppm的溶解氧浓度，和约1∶500到约 1∶5(更优选约1∶200到约1∶10，和还更优选约1∶50到约1∶10)的贵 金属与N-取代-N-(膦酰基甲基)甘氨酸副产物的重量比下进行。该处 理方法由Morgenstren等人详细描述在U.S.专利号6,005,140中。

3、清除废料227可以与相对于N-(膦酰基甲基)甘氨酸化合物和其 衍生物化学计量过量的甲醛合并，然后在过渡金属催化剂(例如，锰、 钴、铁、镍、铬、钌、铝、钼、钒、铜、锌或铈)的存在下加热，形 成更环境友好的化合物。该方法由Grabiak等人详细描述在U.S.专利 号4,851,131中。

4、清除废料227可以通入另一结晶器，用于进一步回收N-(膦酰 基甲基)甘氨酸产物。

在另一特别优选的实施方案中，将至少一部分氧化反应混合物流出 物(优选不含任何催化剂，尤其不含与N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物共 沉淀的任何多相催化剂或均相催化剂)引入到基本绝热(即，对结晶 器的任何供热或除热不高于约200千卡/千克给到结晶器的氧化反应 混合物)，和更优选完全绝热操作的结晶器中。不象在上述非绝热结 晶器中进行的方法，绝热结晶器的分离过程主要由由于冷却带来的溶 解度下降而非除去水的浓缩效果产生。在优选的实施方案中，母液与 沉淀的结晶固体的分离部分通过滗析来完成。因为在绝热结晶中除去 的水量是相对少的，所以母液具有相对低的杂质含量。根据本发明， 已发现，该母液可以直接再循环到氧化反应器系统作为工艺水的来源。 绝热结晶法是有利的，因为它不需要在非绝热结晶器中进行蒸发所需 的能量(一般以蒸汽的形式)。

在尤其优选的绝热结晶器系统中，最终反应混合物在闪蒸段经历突 然的压力下降，引起反应混合物中的部分水蒸发。该蒸发进而引起剩 余反应混合物冷却。冷却导致了N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的沉淀。 然后可以滗析母液，以便浓缩N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的淤浆。绝 热结晶是有利的，因为它不需要在非绝热结晶器中进行蒸发所需的能 量(一般以蒸汽的形式)。

图12显示了包含绝热结晶器115的系统的一个实施方案。将包含 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料流101引入到包含一个 或多个氧化反应区的氧化反应器系统103，在其中底物被氧化，形成 包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的氧化反应混合物105。从反应器系 统103排出的氧化反应混合物105任选可以通入结晶器前闪蒸罐107 中。结晶器前闪蒸罐107将反应混合物105的压力降低到某种程度， 使溶解的CO2从混合物中闪蒸出来和从闪蒸罐中排出。优选的压降取决 于在反应器系统103中进行氧化反应的压力。通常，例如在氧化反应 区压力为115psia的场合，结晶器前闪蒸罐107的压降不高于约 100psig，更优选约20到约80psig，更更优选约60到约80psig，和 还更优选约75psig；而在反应区压力是215psia的场合，优选的压降 不高于约200psig，更优选约120到约180psig，更更优选约160到约 180psig，和还更优选约175psig。这一般引起至多约1.5wt％(更通常 约0.2到约1wt％，甚至更通常约0.2到约0.5wt％，和还更通常约 0.25wt％)的最终反应混合物105进入蒸气相。一般地，离开结晶器前 闪蒸罐107的所得结晶器原料流114的压力是至少约15psia，更优选 约25到约100psia，更更优选约30到约60psia，和还更优选约40psia。

可以将氧源(例如含O2气体)引入到结晶器前闪蒸罐107中，以 进一步氧化在氧化反应器系统103中未氧化的反应混合物105中的 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物，以及进一步氧化存在于反应混合 物105中的甲醛和甲酸副产物。以这种方式，结晶器前闪蒸罐107起 与反应器系统103串联的氧化反应区的作用。

将结晶器原料流114引入到绝热结晶器115中。以下联系图12A， 给出根据本发明的绝热结晶器系统的操作的详细描述。绝热结晶器115 的操作产生了由结晶器顶部排放的蒸气117(即绝热结晶器顶部流出 物)，从结…晶器排出的滗析液(即母液)物流124和由结晶器底部 排出的包含沉淀的结晶N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的结晶产物淤浆 125。

绝热结晶器顶部流出物117的至少一部分146和/或排出的滗析液 124的至少一部分132可以再循环到反应器系统103的氧化反应区。 一般地，再循环的绝热结晶器顶部流出物117和/或排出的滗析液124 再循环到氧化反应区，并用作溶解N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物 以形成反应器系统103的原料流101的水源。在反应器系统103包含 串联的两个或多个氧化反应区的情况下，优选将再循环的绝热结晶器 顶部流出物117和/或排出的滗析液124引入到最上游氧化反应区。将 滗析液124的至少一部分132再循环到反应器系统是有利的，因为它 减少了水需求量和系统的废物体积。它还常常允许从滗析液124中未 反应的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物回收附加的N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物。该再循环还有另外的益处，因为它常常可以使另外的副 产物，如甲醛和甲酸被氧化。物流132的再循环进一步是有利的，因 为它让水由结晶器115直接再循环到氧化反应区，不必耗费能量来蒸 发水(再循环上述来自热驱动蒸发结晶器的顶部流出物是这种情况)。 因为再循环滗析液132还保持在相对高的温度(最优选60℃)，所以 再循环的滗析液132能够用于预热含水原料流101。当在反应器系统 103中利用贵金属/碳催化剂时，可以实现滗析液再循环物流132的还 一益处，即由催化剂浸出的贵金属可以返回到反应器系统。据信，将 含贵金属的物流如物流132再循环到反应器系统103，减少了贵金属 从系统中的净损失。在这种再循环物流中含有的部分浸出的贵金属可 以再沉积在催化反应器系统中多相催化剂的表面。

特别是在催化剂是含碳催化剂的场合(和更特别在催化剂包含碳负 载的贵金属的场合)，优选通过将至少一部分绝热结晶器顶部流出物 117冷凝和然后将冷凝液与催化剂混合来间接再循环。这常常是有利 的，因为绝热结晶器顶部流出物117通常含有甲醛和/或甲酸，如上所 述，二者起还原剂的作用。在一个特别优选的实施方案中，将部分绝 热结晶器顶部流出物117精馏或冷凝，再进一步蒸馏，获得富含甲醛 和/或甲酸的冷凝液。该富溶液进而是与含碳催化剂接触的那部分绝热 结晶器顶部流出物。如上所述，该还原处理能够在反应器系统103内 的一个或多个催化剂存储罐中进行。

将绝热结晶器顶部流出物117的至少另一部分149和/或排出的滗 析液124的至少一部分151作为废料从系统中清除(即排放)。在连 续系统中，该清除有助于减少系统中的杂质累积量。该清除的废料又 可以通过本领域已知的技术，如以上对于非绝热结晶器下游离心机的 清除废料物流所述的那些技术来进一步处理，以便除去杂质。例如， 该清除的废料可以与含O2气体和VIII族金属催化剂接触，以便将甲 醛和甲酸氧化为CO2和水。这种氧化处理的产物可以再循环到反应器系 统103的氧化反应区，并用作补给水的来源。

从绝热结晶器115的底部排出的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物淤浆 125含有大量的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。通常将淤浆125通入离 心机155，以便进一步浓缩淤浆125和形成含有N-(膦酰基甲基)甘氨 酸产物的湿滤饼157。通常N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物在湿滤饼157 中的浓度是至少约95％(按所有化合物和水的重量计)。来自离心机 155的固体贫乏物流161(即离心液)例如可以经物流165再循环到绝 热结晶器115中或由物流169再循环到反应器系统103的氧化反应区， 用作含水原料流101中的水源。为了将杂质浓度保持在可接受的水平 和能够有利地使用再循环滗析液物流132，可以经物流173除去固体 贫乏物流161的至少一部分。物流173可以随后通过例如以上关于非 绝热热驱动结晶器下游离心机的清除物流所述废料处理方法来处理。 在另一个实施方案中，将物流173输送到热驱动蒸发结晶器，以便用 类似于图13所示的方式回收其它产物。

图12A是在本发明的实施中使用的优选绝热结晶系统的示意图。如 所示那样，系统115包含汽/液分离器703，它限定了一般位于保留室 705之上并且与之保持流体流动联系的汽/液分离区。汽/液分离器703 与保留室705的上部区域的直接联系被分开，但通过引流管706与保 留室下部区域保持流体流动联系，引流管706的口708与保留室的底 部仅被相对短的距离分开。该通用构型的结晶器装置可以从U.S. Filter的HPD Products Division(Plainfield，Illinois，U.S.A) 购买。结晶器再循环进口709位于汽/液分离器703上，而保留室705 具有位于引流管706的口708之上的结晶母液的滗析液体出口711， 位于引流管的口之上和滗析液体出口711之下的中间再循环淤浆出口 712以及位于室705底部的下部产物淤浆出口713。在操作过程中，保 留室705基本装满液体，而在汽/液分离器703中的液体水平线715 保持稍低于结晶器再循环进口709。

包含由氧化反应器系统的氧化反应区排出的反应混合物流出物 114获得的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的含水结晶器原料混合物716 (以及如下所述的各种再循环物流)，通过再循环进口709引入到汽/ 液分离器703。汽/液分离器构成了通过真空系统(未显示)保持在亚 大气压和低于结晶原料混合物716的蒸气压的蒸发区。汽/液分离器 703中的液体水平线715，通过与保留室705连通的在引流管708上段 的孔借助压力平衡来保持。结晶器原料混合物716包含：(a)从反应 器系统的氧化反应区排出的氧化反应混合物流出物114(即起始溶液)， 它可以已进行过滤以除去催化剂；(b)包含如以下所述的由中间再循 环淤浆出口712排出的至少一部分淤浆的再循环淤浆物流723；和一 般还有(c)如以下进一步描述的包含由离心机系统155而来的再循环 结晶母液的离心液165，其中引入该离心机系统的是来自出口713的 结晶产物淤浆125，用于回收固体N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。在汽/ 液分离器703中保持的压力一般不高于约8psia，优选约1.5到约 4psia，更更优选约2.5到约3.5psia，和还更优选约3psia。一般地， 刚刚在汽/液分离器上游的结晶器原料混合物716的压力，应使得该原 料混合物在进入到汽/液分离器时经历至少约10psig，优选约10到约 80psig，更优选约30到约60psig，和还更优选约38psig的减压。压 力的突然下降引起水和小分子杂质(例如甲醛和甲酸)从汽/液分离器 703的原料混合物716中闪蒸出来(即蒸发)。分离所产生的蒸气117 (即顶部流出物)，并从分离器703的顶部排出，导入冷凝装置(未 显示)。正常地，不高于约30wt％，更优选约5到约30wt％，和更更优 选约5到约10wt％的氧化反应混合物114作为蒸气117排出。作为蒸 发的结果，结晶器原料混合物716的剩余浓缩相部分被显著冷却，从 而导致N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的沉淀和产生蒸发产物淤浆718， 该蒸发产物淤浆718包含悬浮在N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物基本饱和 或过饱和的母液中的结晶N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体719。优选 的是，优选地，由进入汽/液分离器703的压降导致的冷却效果，足以 使蒸发产物淤浆718的温度比引入到绝热结晶系统的氧化反应混合物 114的温度低约30到约40℃。蒸发产物淤浆718的温度不高于约80 ℃，更优选约45℃到约80℃，更更优选约55℃到约70℃，和尤其是 约60℃到约70℃。

蒸发产物淤浆718通过下行引流管706从分离器703排出，并被引 入到保留室705内保留区的下部区域。保留区被分为下部结晶区(一 般在水平线720之下)和上部滗析区(一般在水平线720之上)。在 保留区中，蒸发产物淤浆718被分为包含母液级分(一般是它的净产 品)的上层液722以及包含沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物结晶和 母液的第二淤浆物流723，该第二淤浆物流723通过中间淤浆出口712 从保留室705排出。包含上层液722的滗析液物流124通过在滗析区 域中保留室顶部附近的滗析出口711从保留室705排出。

包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物淤浆的结晶产物淤浆125通过结 晶区的出口713从保留室705的底部排出。将结晶产物淤浆送到离心 机系统155，在此N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体作为湿滤饼分离。 正常地，湿滤饼中的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物是至少约95％(按所 有化合物和水的重量计)。将所得离心液165再循环，并在保留区的 滗析区域和结晶区域间的界面处(即云带)，与由保留室705排出的 淤浆物流723中的第二部分产物淤浆合并。将合并的物流与氧化反应 混合物114一起作为结晶器原料混合物716引入到汽/液分离器703。

将至少大部分，优选基本所有的由出口712排出的第二淤浆物流 723再循环到汽/液分离器703，与反应混合物物流114和来自离心机 155的离心液165混合，形成给到汽/液分离器的原料混合物716。在 滗析区域中从蒸发产物淤浆718中分离(即滗析)母液722。滗析通 过保持通过进口709引入反应混合物114的相对速度来完成，从出口 711排出滗析液124，并且经结晶器原料流716由中间淤浆出口712 再循环所有或部分第二淤浆723(从而控制蒸发产物淤浆718引入到 保留区的速度)，使得中间淤浆出口712之下保留区的下部结晶区域 中的上向流速足以保持沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体719悬 浮(即夹带)在液相中，同时，在中间淤浆出口712之上的保留区的 上部滗析区域中的上向流速低于结晶区域中至少约80wt％的N-(膦酰 基甲基)甘氨酸产物晶体719的沉降速度，优选低于至少约95wt％的晶 体719沉降速度，最优选低于至少约98wt％的晶体719沉降速度。因 此，在含有基本上透明的母液的保留区的上部滗析区域和含有结晶淤 浆的保留区的下部结晶区域之间的约中间淤浆出口712的水平处建立 了界面。

优选控制氧化反应混合物114引入到绝热结晶系统115，滗析液124 从出口711排出，产物淤浆125从出口713排出，和离心液165从离 心机155再循环的相对速度，使得在保留区的下部结晶区域中的N-(膦 酰基甲基)甘氨酸产物固体与母液的比率，高于由蒸发效应获得的 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物与母液的增加的比例，这种增加的比例是 逐渐产生的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体与由此逐渐产生的母液的 比率，即，结晶N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的净生产。用另一种方式 表示，增加的比例是如果氧化反应混合物在结晶器原料混合物中没有 固体存在下(即，在没有再循环第二淤浆的情况下)闪蒸所获得的比 率。应该理解的是，蒸发的效应包括浓缩效应和冷却效应；但在结晶 器以基本绝热方式操作时(这是优选的)，结晶主要由将液相冷却到 一定温度来获得，在该温度下N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的溶解度显 著低于它在氧化反应混合物的温度下的溶解度。优选地，在保留区的 下部区域中的固体/母液比是由蒸发效应产生的增量比的至少约2倍， 并且产物固体在结晶区域中的浓度也是递增产生的浓度的至少2倍。 用另一种方式表示，在保留区的下部结晶区域中的N-(膦酰基甲基)甘 氨酸产物固体浓度是至少约12wt％，优选至少约15wt％，更优选是约 18wt％至约25wt％。在所举例的系统中，离心机155中的固体产物和作 为滗析液124的母液的去除速度最终通过系统物质平衡来决定，但在 保留区的下部结晶区域中的固体存量可以通过短暂降低或增加相对于 经由出口711的滗析速度的产物淤浆从出口713排出的速度来调节。 如在下文中进一步论述的那样，已经发现，在保留区的结晶区域中的 固体存量的控制提供了结晶过程中N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的平均 粒度的控制。

通过根据工艺物质平衡和固定沉降速度决定保留室705的截面大 小，来确定在保留区的上部滗析区域中的稳态上向流速。优选在保留 区的下部结晶区域中的相对高的上向速度，通过保持在中间淤浆出口 712和再循环进口709之间的第二淤浆723到汽/液分离器703的高速 再循环来建立(例如在20∶1到100∶1的范围内，相对于氧化反应介质 114引入到结晶系统的速度或除去滗析液124的速度)。作为结晶器 原料混合物716的一部分再循环的来自离心机155的离心液165级分 也增加了再循环速度和上向流速，但另外往往稀释了结晶区域中的淤 浆。通过将高的第二淤浆再循环速度与适当决定保留室705的大小相 结合，在保留区的下部结晶区域中的上向流速能够控制在其中含有的 至少80wt％固体的沉降速度的至少4倍，同时在保留区的上部滗析区 域中的上向流速能够建立在第二淤浆物流中含有的至少80wt％固体的 沉降速度的四分之一以下。

在结晶区域中在高固体含量下操作与来自中间淤浆出口712的第 二淤浆723到汽/液分离器703的高速再循环的结合，进一步在整个蒸 发区提供了高固体浓度。已经发现，该操作方式同时对结晶工艺的生 产率和所获得的结晶N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的粒度和排水特性具 有显著有利的影响。在粒度和生产率之间是有矛盾的，因为生产率与 过饱和的程度成正相关，但过饱和的程度一般与粒度成负相关。然而， 即使在相对高的平均粒度下，在高固体含量下操作也有效地增加了在 其上能够发生结晶的固体N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体的表面，因 此使结晶工艺可以在提供结晶驱动力所需的液相过饱和度相对最低的 情况下，以高生产率进行。在低过饱和度下的结晶进而促进了相对大 的晶体的形成。因此，对于给定的蒸发区生产率，本发明的结晶工艺 提供的平均粒度明显大于在对照蒸发器中获得的平均粒度，该对照蒸 发器是完全反混的，并且其中N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体与母液 的比率等于通过蒸发效应逐渐产生的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体 与由此逐渐产生的母液的比率。例如，本发明的结晶工艺能够在高生 产率下操作，获得了具有以下特征的产物：(1)至少约200μm，优选 至少约225μm，更优选至少约250μm，更更优选至少约275μm，还更优 选至少约300μm，和尤其至少约350μm的中值立方加权粒度；(2)至 少约85μm，优选至少约90μm，更优选至少约95μm，更更优选至少约 100μm，还更优选至少约105μm，和尤其至少约110μm的中值长度加权 粒度；和(3)不高于约0.11m2/g，更优选不高于约0.09m2/g，更更优 选不高于约0.07m2/g，和还更优选不高于约0.06m2/g的 BET(Brunauer-Emmett-Teller)表面积。上述中值立方加权和中值长 度加权粒度可以使用聚焦光束反射测量(FBRM)设备如购自Laser Sensor Technology Inc.(Redmond，Washington，U.S.A)的LASENTEC Model M100F来测定。

在中间淤浆出口712和引流管706的口708之间的再循环路径中占 主导的高流速下，结晶系统以基本活塞流方式操作(即，没有显著的 轴向反混)。结果，过饱和程度沿该路径梯度下降，从而使可为结晶 利用的积分平均驱动力最大化，并使在活塞流路径的下游端(即引流 管的口)获得的过饱和度低于在反混系统中能够获得的过饱和度。由 在再循环淤浆内的高固体含量提供的高晶体表面积，使得可以将活塞 流的效应与一般低的过饱和度相结合，在任何给定生产率下的净结果 将进一步降低保留区的下部结晶区域内的液相中的过饱和度，并因此 降低由系统除去的滗析母液124中的过饱和度。

对于生产率，也可以利用活塞流操作与高固体含量的结合。已经发 现，能够实现高的生产率，即使在最高过饱和度，即结晶的驱动力(表 示为在再循环路径内任何位置的含水液相中的N-(膦酰基甲基)甘氨酸 产物浓度和在这种位置的含水液相中N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的饱 和浓度之间的差)不高于约0.7wt％的场合，基于含水液相；或在整个 再循环路径中的积分平均过饱和程度不高于0.5％的场合。以另一种方 式来看过饱和和生产率之间的关系，所述方法能够在再循环路径的积 分平均过饱和度比提供相同的每单位参照蒸发器工作体积结晶生产能 力所需的过饱和度低至少0.2％的条件下有效地进行，其中所述参照蒸 发器由完全反混蒸发区组成，在蒸发区中N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物 固体与母液的比率等于由蒸发效应逐渐产生的N-(膦酰基甲基)甘氨酸 产物固体与由此逐渐产生的母液的比率。

因为根据图12A所图解的方法生产的晶体具有粗粒度，所以用于将 产物淤浆125脱水的离心机或过滤器的能力明显提高，附带节约了资 本和维护费用。例如，通过使用垂直篮式离心机系统或其它脱水设备， 获得了具有相对低水含量，例如表现出不高于约15wt％，更优选不高 于约8wt％的干燥损失的结晶N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。较低的离心 机滤饼湿度直接导致离心机滤饼被氯化物、NMG、未反应的N-(膦酰基 甲基)亚氨基二乙酸底物等污染减少。因此，绝热结晶系统的使用提供 了生产格外纯等级的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的机会。为了使 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体的磨耗最小化，使用轴流泵来再循环 绝热结晶器系统中的物料。

有利的是，图12A的结晶操作以绝热方式进行，即没有经进入或离 开汽/液分离区，保留区，给到汽/液分离区的原料混合物，再循环到 汽/液分离区的第二淤浆或从离心机系统返回的离心液的热传递所实 现的进入或离开体系的大量热传递。通过如上所述的原料混合物的减 压，获得了充分的蒸发，以便将液相冷却到实现N-(膦酰基甲基)甘氨 酸产物大量结晶的程度。通过省去对蒸发器热交换器的需求而节约了 资本和能量，并且还消除了定期过热沾污的热交换器所需的工艺停工 时间。

而且，在不用大量能量费用来进行分离的情况下，提供了滗析物流 124，它可以容易地用作再循环到氧化反应器系统的氧化反应区的工艺 水的来源。因为结晶能够在相对有限的过饱和度下以高生产率进行， 再循环到氧化反应区的滗析液具有几乎最低的理论N-(膦酰基甲基)甘 氨酸产物浓度。因为氧化反应系统的生产率一般受N-(膦酰基甲基)甘 氨酸产物在反应混合物流出物中的溶解度的限制，尤其在制备游离酸 形式的N-(膦酰基甲基)甘氨酸中利用颗粒催化剂的场合，再循环滗析 液中的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物由于限制了在没有超过N-(膦酰基 甲基)甘氨酸产物溶解度的情况下N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物 转化为N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的速度，而至少部分地降低了氧化 反应器系统的净生产率。通过在结晶器中回收接近最高理论比例的 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物和从而使再循环的水流的N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物含量最小化，与滗析液再循环相关的该适度的代价被减到 最小。

虽然在图12A中描述的系统是优选的，但本领域技术人员会认识 到，存在其它选择以在保留区的结晶区域中建立和保持高N-(膦酰基 甲基)甘氨酸产物与母液比，这可有效提供相对粗的晶体。图12A的方 法可有效将固体保留在蒸发区中；或者可以操作该方法，使固体返回 到蒸发区。例如，如果结晶在完全反混蒸发结晶器中进行，有可能通 过将来自回收N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物固体的过滤器或离心机的结 晶产物再循环，同时不循环滤液/离心液或循环相对于循环固体的小比 例的滤液/离心液，而在结晶器中建立和保持高而不成比例的固体存 量。然而，如本领域技术人员明白的那样，后一操作方案的缺点在于 需要资本密集的过滤或离心能力。图12A的优选方法的一个重要优点 是通过滗析而非用于固/液分离的昂贵的机械方式获得了高固体存量。

令人惊奇的是，已发现，以上述优选方式操作绝热结晶器可以不需 要在将淤浆引入到离心机之前浓缩滗析的产物淤浆(如通过使用水力 旋流器)。

图13显示了一个优选实施方案的实例，其中该方法包含与非绝热 结晶器串联操作的绝热结晶器。

许多在图13中所示的各种物流类似于以上关于单独的非绝热结晶 器和绝热结晶器所述的那些。将包含N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底 物的含水原料流601引入到包含一个或多个氧化反应区的氧化反应器 系统603，在那里，底物被氧化成包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的 氧化反应混合物605。可以任选将氧化反应混合物605通入结晶器前 闪蒸罐607。结晶器前闪蒸罐607将反应混合物605的压力降低到某 种程度，使溶解的CO2从混合物中闪蒸出来和从闪蒸罐中排出。可以将 氧源(例如含O2气体)引入到结晶器前闪蒸罐607，以进一步氧化在 反应器系统603的氧化反应区未氧化的反应混合物605中的N-(膦酰 基甲基)亚氨基二乙酸底物，以及进一步氧化反应混合物605中存在的 甲醛和甲酸副产物。以这种方式，结晶器前闪蒸罐607起与反应器系 统603串联的氧化反应区的作用。

将包含大多数N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的结晶器原料流614引 入到绝热结晶器615。绝热结晶器615的操作产生了由结晶器顶部排 放的蒸气617(即绝热结晶器顶部流出物)，由结晶器排出的滗析液 (即初级母液)物流624和由结晶器底部排出的包含沉淀的结晶N-(膦 酰基甲基)甘氨酸产物的初级结晶产物淤浆625。

可以将绝热结晶器顶部流出物617的至少一部分646和/或排出的 滗析液624的至少一部分632再循环到反应器系统603的氧化反应区。 一般地，将再循环的绝热结晶器顶部流出物617和/或排出的滗析液 624再循环到氧化反应区，并用作溶解N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸 底物以形成反应器系统603的原料流601的水源。在反应器系统603 包含串联的两个或多个氧化反应区的情况下，优选将再循环的绝热结 晶器顶部流出物617和/或排出的滗析液624引入到最上游的氧化反应 区。将滗析液624的至少一部分632再循环到氧化反应器系统是有利 的，因为它减少了水需求量和系统的废物体积。它还通常使得可以从 滗析液624中未反应的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物回收另外的 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。该再循环另外是有利的，因为它通常使 其它副产物如甲醛和甲酸被氧化。物流632的再循环进一步是有利的， 因为它使水从结晶器615直接再循环到氧化反应区，不必首先消耗能 量来蒸发水(上述非绝热热驱动结晶器就是如此)。因为再循环滗析 液632还保持相对高的温度(最优选60℃)，再循环滗析液632能够 用于预热含水原料流601。

尤其在催化剂是含碳催化剂(和尤其还包含贵金属的这种催化剂) 的场合，优选通过将绝热结晶器顶部流出物617的至少一部分与催化 剂混合来间接使之再循环。这是有利的，因为绝热结晶器顶部流出物 617常常含有甲醛和/或甲酸，如上所述，它们二者起还原剂的作用。 在一个特别优选的实施方案中，将一部分绝热结晶器顶部流出物617 进一步蒸馏，以获得含有高浓度甲醛和/或甲酸的溶液。该浓缩溶液进 而与含碳催化剂接触。如上所述，该还原处理能够在反应器系统603 的一个或多个催化剂存储罐中进行。

绝热结晶器顶部流出物617的至少另一部分649和/或排出的滗析 液624的至少一部分651可以作为废料从系统中清除(即排放)。在 连续系统中，该清除有助于减少系统中的杂质累积量。该清除的废料 进而可以通过本领域已知的技术，如以上关于非绝热结晶器下游离心 机的清除的废物流所述的那些技术进一步处理，以便除去杂质。排出 的滗析液624的至少一部分652另外可以送到非绝热蒸发结晶器663 中。

从绝热结晶器615底部排出的初级N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物淤 浆625含有大部分N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。一般将淤浆625通入 离心机655，以进一步浓缩淤浆625和形成含有N-(膦酰基甲基)甘氨 酸产物的湿滤饼657。正常地，N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物在湿滤饼 657中的浓度为至少约95％(按所有化合物和水的重量计)。

另一方面，将来自离心机655的离心液661(即初级母液)的至少 一部分(优选至少约1％，更优选约1％到约67％，更更优选约20％ 到约50％，还更优选约30％到约40％，和还进一步更优选约33％) 输送到热驱动蒸发结晶器663，它将热供给离心液661，以便蒸发水和 小分子杂质，形成蒸发结晶器顶部蒸气流665。大多数N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物在液体介质667中沉淀。该液体介质667从非绝热蒸发结 晶器663中排出和引入到水力旋流器669中，形成富含沉淀的N-(膦 酰基甲基)甘氨酸产物的富产物物流673和固体贫乏物流671。将富产 物物流673引入到离心机675，形成离心液677(它的沉淀N-(膦酰基 甲基)甘氨酸产物进一步贫乏)和N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物湿滤饼 679。在其中来自离心机655的全部离心液661不完全引入到非绝热结 晶器663中的情况下，离心液661的一部分695可以再循环到绝热结 晶器615中和/或经清除物流693从系统中清除，并使用例如上述各种 液体废料处理方法来处理。

在图13所示的实施方案中，可以将至少一部分热驱动蒸发结晶器 顶部流出物665再循环到反应器系统603。通常，将一部分685再循 环到反应器系统603并用作溶解N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物以 形成氧化反应区的原料流601的水源。尤其在催化剂是含碳催化剂的 场合，还可以有利地使用一部分热驱动蒸发结晶器顶部流出物665来 还原催化剂表面。这归因于蒸发结晶器顶部流出物665通常含有甲醛 和/或甲酸的事实，二者起还原剂的作用，尤其对含碳催化剂。还原处 理可以在反应器系统603的一个或多个催化剂存储罐中进行。

正常地，至少另一部分的热驱动蒸发结晶器顶部流出物665作清除 物流683从系统中清除。在连续系统中，该清除物流683有助于减少 系统的杂质累积(尤其小分子杂质累积)量。清除的废料683进而可 以如以上对于绝热结晶器和非绝热结晶器的清除的顶部物流所述那样 进一步处理，以便除去杂质。

优选将来自离心机675的离心液677的至少一部分689再循环到热 驱动蒸发结晶器663(和/或绝热结晶器615)中，以便进一步回收N-(膦 酰基甲基)甘氨酸产物。作为替代方案(或另外)，将离心液677的一 部分691再循环到反应器系统603的氧化反应区，以便将离心液677 中未反应的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物转化为N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物。通常还从系统中清除离心液677的一部分687。在连续 系统中，该清除物流687有助于减少系统的杂质累积(尤其大分子杂 质累积)量。该清除的废料687可以通过例如以上关于绝热和非绝热 结晶器的液体清除废料所述的相同技术来进一步处理，以便除去杂质。

在供选择方案中，不是将来自离心机655的离心液661给到非绝热 结晶器663，或除此之外，将来自绝热结晶器615的排出滗析液624 的至少一部分652(优选至少约1％，更优选约1到约67％，更更优 选约20到约50％，还更优选约30到约40％，和还进一步优选约33 ％)引入到非绝热结晶器663中。在该情况下，离心液661可以例如 再循环到绝热结晶器615(经物流695)，再循环到反应器系统603， 从系统中清除(经物流693)，和/或引入到非绝热结晶器663。

图14显示了一个特别优选的实施方案的实例，其中该方法包括绝 热结晶器319和非绝热结晶器343。这里，绝热结晶器319和非绝热 结晶器343以半并联方式操作。

许多在图14中所示的各种物流类似于以上关于单独的非绝热结晶 器和绝热结晶器所述那些。将包含N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物 的含水原料流301与氧一起引入到包含一个或多个氧化反应区的氧化 反应器系统303，在此N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物在催化剂的 存在下氧化断裂，形成氧化反应产物溶液305。然后将从反应器系统 303的最后一个氧化反应区排出的氧化反应产物溶液305引入到结晶 器前闪蒸罐306中，以降低压力和闪蒸出大多数溶解的CO2。在图14 所示的实施方案中，将所得液体物流308用催化剂过滤器307过滤， 以除去悬浮在液体物流308中的多相颗粒催化剂和形成催化剂再循环 物流309和滤液311。将滤液311分为多个级分，并将一部分317(即 反应产物溶液的第一级分)引入到绝热结晶器319中，获得包含沉淀 的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体和初级母液的初级产物淤浆，同时 将另一部分315(即反应产物溶液的第二级分)引入到非绝热热驱动 蒸发结晶器343，获得包含沉淀的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物晶体和 二级母液的蒸发结晶淤浆344(即二级产物淤浆)。在这种实施方案 中，可以首先将引入到蒸发结晶器343的滤液311的所述部分315引 入到结晶器给料槽(未显示)，在那里，它与贫固体的水力旋流器物 流351和/或再循环离心液365混合。除了提供混合的场所以外，这种 给料槽也提供了例如在该方法的开始和停止过程中保存物料的暂时缓 冲。

绝热结晶器319的操作产生了由结晶器顶部排放的蒸气369(即绝 热结晶器顶部流出物)，由结晶器排出的滗析液(即初级母液)物流 323和由结晶器底部排出的包含沉淀的结晶N-(膦酰基甲基)甘氨酸产 物和初级母液的初级结晶产物淤浆321。优选将绝热结晶器顶部流出 物369和/或由绝热结晶器319排出的滗析液323的至少一部分(和优 选全部)再循环到反应器系统303的氧化反应区。一般地，将绝热结 晶器顶部流出物369的至少一部分377和/或排出的滗析液323的一部 分324再循环到反应器系统303，并用作氧化反应区的水源。排出的 滗析液323的至少一部分325另外可以输送到非绝热蒸发结晶器343。 至少一部分绝热结晶器顶部流出物369能够间接再循环(经物流379) 到反应器系统303，用于还原催化剂表面。如上所述，该还原处理常 常在催化剂存储罐373中进行。

因为来自绝热结晶器319的固体贫乏液体物流(即滗析液流323) 和来自随后的离心机331的固体贫乏液体物流(即离心液物流335) 一般比热驱动蒸发结晶器343下游的离心机355(例如无孔转鼓离心 机)的固体贫乏物流(即离心液)357具有更低的杂质(尤其大分子 杂质)浓度，通常更优选将来自绝热结晶器319的全部排放滗析液323 和任选的来自绝热结晶器319下游离心机331的全部固体贫乏物流 335再循环到反应器系统303，同时使用热驱动蒸发结晶器343下游离 心机355的固体贫乏物流(即离心液)357来从系统中清除大分子杂 质(经清除物流361)。清除对于连续系统是有利的，因为它减少了 系统中污染物的累积率，因此使来自绝热结晶器319的固体贫乏物流 (即物流323和335)的再循环更可行。象上述清除的废物流那样， 该清除的废料361可以通过例如进一步的结晶来处理。它还可以通过 Smith在U.S.专利号5,606,107中所述的技术来处理。它另外可以通 过例如Morgenstern等人在U.S.专利号6,005,140中详细叙述的技术 来处理。它此外可以通过Grabiak等人在U.S.专利号4,851,131中详 细叙述的技术来处理。

另一方面，来自绝热结晶器319下游离心机331的固体贫乏物流 335一般全部再循环到例如绝热结晶器319(经物流337)或反应器系 统303(经物流341)。来自热驱动蒸发结晶器343下游水力旋流器 349的固体贫乏物流351能够再循环到蒸发结晶器。来自蒸发结晶器 343下游离心机355的固体贫乏物流357的任何非清除部分365，一般 再循环到蒸发结晶器。热驱动蒸发结晶器顶部流出物345的至少一部 分一般经物流347从系统中清除，虽然一部分350任选可以直接经物 流383或间接经物流381再循环到氧化反应器系统303，以用作催化 剂的还原剂。

优选将不含催化剂的氧化反应混合物(即物流311)的约30％到约 85％，更优选约50％到约80％，和更更优选约65％到约75％作为第 一级分经物流317引入到绝热结晶器319中，同时剩余部分作为第二 级分经物流315引入到非绝热热驱动结晶器343中。给到系统的第二 级分315与N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的重量比优选是约0.1 到约9，更优选约2到约7，更更优选约2.5到4。

以半并联方式操作绝热结晶器和热驱动蒸发结晶器的实施方案(如 在图14中所示的一种)一般比操作串联的绝热结晶器和蒸发结晶器的 实施方案更优选。这归因于例如对于既定的蒸发结晶器尺寸，在结晶 器并联的场合一般可以获得更高的结晶能力的事实。这在翻新现有的 工厂中提供了更高的灵活性。

图14中的系统提供了两种N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物湿滤饼物 流：来自绝热结晶器319下游离心机331的湿滤饼物流333，和来自 热驱动蒸发结晶器343下游的离心机355的湿滤饼物流359。正常地， 来自绝热结晶器319的湿滤饼物流333优选具有至少90％(按所有化 合物和水的重量计)，更优选至少95％(按所有化合物和水的重量计)， 和更更优选至少约99％(按所有化合物和水的重量计)的N-(膦酰基 甲基)甘氨酸产物浓度，而来自蒸发结晶器343的湿滤饼物流359具有 至少约85％(按所有化合物和水的重量计)，更优选至少约90％(按 所有化合物和水的重量计)，和更更优选至少约95％(按所有化合物 和水的重量计)的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物浓度。一般地，来自绝 热结晶器319部分的湿滤饼333的纯度高于来自热驱动蒸发结晶器 343的湿滤饼359的纯度。

通常有利的是，将这些湿滤饼333与359合并。由于通常在由绝热 结晶器319排出的湿滤饼333中获得的纯度水平较高，该合并使得可 以容许在来自蒸发结晶器343的湿滤饼359中的纯度水平较低。因此， 例如，如果合并湿滤饼的45％来自蒸发结晶器343和合并湿滤饼的55 ％来自绝热结晶器319，来自蒸发结晶器343的湿滤饼359的纯度水 平可以低至90.2wt％，以便在来自绝热结晶器319的湿滤饼333具有 99wt％纯度的场合，获得至少95wt％的合并纯度水平。正常地，希望合 并的湿滤饼具有至少约95％(按所有化合物和水的重量计)，和更优 选至少约96％(按所有化合物和水的重量计)的N-(膦酰基甲基)甘氨 酸产物浓度。

图14A显示了另一尤其优选的实施方案的实例，其中该方法包括如 以上图14中所述的以半并联方式操作的绝热结晶器和非绝热热驱动 蒸发结晶器。然而，该反应系统进一步包括具有一个或多个二级氧化 反应区的二级反应器系统，用于处理来自初级氧化反应器系统的输送 到热驱动蒸发结晶器的反应产物混合物的级分。

许多图14A所示的各种物流与以上关于图14所示的，其中绝热反 应器319和热驱动蒸发结晶器343以半并联方式操作的反应系统所述 的那些类似。包含N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的含水原料流 301与氧一起引入到包含一个或多个氧化反应区的初级氧化反应器系 统303，在此N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物在催化剂的存在下氧 化断裂，形成包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物和未反应的N-(膦酰基 甲基)亚氨基二乙酸底物的反应产物溶液305。如果必要在分离催化剂 (例如通过过滤)之后，来自初级反应器系统303的反应产物溶液305 分为包括初级级分317和二级氧化反应器原料级分315的多个级分。 将初级级分317引入到绝热结晶器319中，并通过在减压条件下闪蒸 水来冷却，以如上所述回收N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。将二级氧化 反应器原料级分315引入到包含一个或多个氧化反应区的二级氧化反 应器系统316，在此未反应的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物被氧 化，产生包含N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物的二级氧化反应器流出物 318。二级反应器原料级分315可以在引入到二级氧化反应器系统316 之前冷却，以除去在初级氧化反应器系统303中产生的放热和减少副 产物的产生。将反应器流出物318引入到非绝热热驱动蒸发结晶器中， 在此水被蒸发，从而如上所述沉淀和回收N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。

在图14A的反应系统中，应该理解的是，初级和二级反应器系统 303和316分别可以包含由各种反应器构型提供的一个或多个氧化反 应区，包括例如上文所述的连续反应器系统。举例说明，初级反应器 系统303可以包含如图2、2A和2B所示的单一搅拌釜反应器，如图3 -6所示的串联的两个搅拌釜反应器，如图8所示的一个或多个固定 床反应器。在一个实施方案中，初级反应器系统303包含串联的一个 或多个氧化反应区，反应产物溶液305从该系列反应区中的最后一个 氧化反应区排出，并根据需要过滤。然而，应该理解的是，在初级反 应器系统303的最后一个氧化反应区之前，可以分割反应产物溶液 305，使得初级级分317在被引入到绝热结晶器319之前进入初级反应 器系统的剩余氧化反应区。

优选二级反应器系统316包含由使用颗粒催化剂淤浆的一个或多 个固定床反应器或搅拌釜反应器或它们的组合提供的一个或多个氧化 反应区。然而，固定床反应器一般是更优选的，因为在二级反应器系 统316中能够避免使用包含催化剂过滤器的催化剂再循环系统。而且， 有关当固定床反应器用作初级反应器系统303的第一氧化反应区时出 现的放热反应热的消散和温度控制的问题，在二级反应器系统316中 大大被避免，因为大多数N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物优选在初 级反应器系统303中氧化。因此，在二级反应器系统内的氧化反应区 可以绝热操作。根据特别优选的实施方案，二级反应器系统316包含 由固定床反应器提供的单一氧化反应区。优选这种固定床反应器采用 同向气体和液体流通过氧化反应区的方式来操作。

在图14A所示的反应系统中二级反应器系统316的存在，使初级反 应器系统303能够以在反应混合物305中允许有较高浓度的未反应 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的方式来设计和操作。例如，初级 反应器系统303的第二或后续氧化反应区可以相当小或完全省略(即 初级反应器系统303可以包含单一氧化反应区)。然而，未反应N-(膦 酰基甲基)亚氨基二乙酸底物在反应产物溶液305中，和因此在输送到 绝热结晶器319的初级级分317中的浓度仍优选保持足够低，以避免 未反应的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物在主导物流温度下沉淀。 对于绝热结晶器的典型操作温度(例如60℃)，N-(膦酰基甲基)亚氨 基二乙酸底物在反应产物溶液305中的浓度不高于约2wt％。然而，为 了利用允许初级反应器系统303以更经济的方式设计大小和操作的二 级反应器系统316，N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物在反应产物溶 液305中的浓度优选为至少约0.2wt％和更优选为至少约0.5wt％。

优选回收在引入到绝热结晶器319的初级级分317中的未反应 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物，再经从绝热结晶器319排出的滗 析液323返回到初级反应器系统303，以及任选地将来自绝热结晶器 319下游离心机331的固体贫乏物流335的至少一部分经物流341再 循环到初级反应器系统。通过使用高脱水离心机(例如垂直篮式离心 机)作为离心机331，提高了在固体贫乏物流335中未反应N-(膦酰基 甲基)亚氨基二乙酸底物的回收，同时有利地使在湿滤饼物流333中的 未反应N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸底物的级分最小化。

在本发明的另一实施方案中，在图13中所示的系统可以通过增加 二级反应器系统来改良，以进一步氧化在来自非绝热蒸发结晶器663 上游离心机655的离心液661中的未反应的N-(膦酰基甲基)亚氨基二 乙酸底物。

尤其在N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物是N-(膦酰基甲基)甘氨酸本身 的场合，很早已知道，该产物可以转化为各种盐或酯，以增加它在水 中的溶解性，使得它更方便商业应用。这例如由Franz在U.S.专利号 3,977,860和4,405,531中一般性地论述过。N-(膦酰基甲基)甘氨酸 的优选盐包括例如碱金属盐(尤其钾盐)，链烷醇胺盐(尤其单乙醇 胺盐)，烷基胺盐(尤其异丙基胺盐)和烷基锍盐(尤其三甲基锍盐)。 N-(膦酰基甲基)甘氨酸的异丙基胺盐是尤其优选的。参阅例如Bugg等 人，U.S.专利号5,994,269。该盐一般比游离酸具有明显更高的活性， 并且例如在25℃下溶解性为游离酸的约40倍。

在本发明的一些实施方案中，在氧化反应区中形成的N-(膦酰基甲 基)甘氨酸产物包含酯或盐，其含量足够大以形成具有所需商业浓度的 混合物。在那些情况下，对浓缩产物的工艺步骤(例如结晶、水力旋 流、离心等)的需要可以显著减少或完全消除。如果所述催化剂是上 述深度还原催化剂，尤其是这样，深度还原催化剂一般形成了具有低 杂质浓度和因此需要很少的纯化或不需要纯化的反应混合物。

例如在一些实施方案中，在氧化反应区中形成的N-(膦酰基甲基) 甘氨酸产物是N-(膦酰基甲基)甘氨酸的异丙基胺盐。在更优选的氧化 操作温度(即约95到约105℃)下，这种产物在高达约50wt％或更高 的浓度下仍保持溶解。盐产物可以通过以下方法在氧化反应区中形成： (a)使用N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸的异丙基胺盐作为底物，(b) 将异丙基胺引入到氧化反应区以在氧化反应区胺化氧化产物，和/或(c) 将异丙基胺引入到氧化反应区下游和催化剂过滤前的容器。在具有串 联的一个以上氧化反应区的场合，通常优选(虽然不是绝对必要的) 使用N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸的异丙基胺盐作为底物和/或将异 丙基胺引入到氧化反应区的第一个中。不管如何，所形成的每摩尔的 N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物优选存在至少1当量(和更优选稍高于1 当量)的异丙基胺阳离子。应该认识到，关于形成异丙基胺盐的这些 原则一般也适用于形成其它盐，例如碱金属盐(尤其钾盐)，链烷醇 胺盐(尤其单乙醇胺盐)，除了异丙基胺盐以外的烷基胺盐，和烷基 锍盐(尤其三甲基锍盐)。

实施例

以下实施例仅用来进一步说明和解释本发明。因此本发明不受实施 例中任何细节的限制。

实施例1  测定碳载体的孔体积

使用Micromeritics ASAP 2000表面积和孔体积分布仪来获取数 据。总表面积测定包括在恒定温度，例如在液氮的温度即-196℃下， 将已知重量的固体暴露于一定压力的非特异吸附气体。在平衡过程中， 气体分子离开主体气体，吸附到表面上，引起主体气体中平均分子数 目下降，进而降低了压力。记录随气体的饱和蒸气压po变化而变化的 平衡时的相对压力p。通过结合该压力下降与容器和样品的体积，应 用理想气体定律可以计算吸附气体的量(即分子数)。这些数据在约 0.1到0.3的相对压力(p/po)下测量，在这种情况一般适用多层吸附的 Brunauer、Emmett和Teller(BET)方程式。用已知的吸附气体分子的 数目，可以使用吸附物的“已知”截面积计算表面积。对于仅发生由 于范德华力的物理吸附的场合(即I型朗谬尔等温线)，由所测得的 压力变化，使用BET方程式来确定表面积。孔径和孔径分布通过获取 接近p/po＝1(即其中发生多层吸附和毛细冷凝的状态)的相对压力数 据来计算。通过应用Kelvin公式和由Barrett、Joyner和Halenda(BJH) 开发的方法，可以获得孔体积和面积。

实施例2  碳载体的高温去氧

可以使用在以下实施例中所述的高温去氧程序，用任何碳载体来获 得去氧碳载体。

使用NH3/H2O气体的单步高温去氧#1

将活性炭载体(2.5g)装入1.9cm(内径)×40.6cm长石英管中。该 管与通过将70-100ml/min N2气流喷射经过70℃的10％NH4OH水溶液 获得的气流连通。然后将石英管放入预热的30.5cm管式炉中，在930 ℃下热解60分钟，然后在不接触任何空气的干燥N2气氛下冷却到室 温。

使用NH3/H2O气体的单步高温去氧#2

将活性炭载体(3.55g)放入到1.9cm(内径)×35.6cm长石英管中。 该管与50ml/min的NH3和89ml/min的蒸汽的气流连通，然后放入到 预热的30.5cm管式炉中，并在930℃下热解30分钟。随后将该管在 不接触任何空气的干燥N2气氛下冷却到室温。

为了显示在将贵金属分布到载体表面之前将碳载体去氧的优点，比 较以下两种催化剂的性能：一种具有碳载体，在将铂分散到该载体表 面之前使用以上处理去氧；一种具有SA-30碳载体(Westvaco Corp. Carbon，Department Covington，VA)，它按Westvaco的来样使用。 使用在以下实施例3中所述的技术将铂分散到碳载体的表面。然后将 催化剂还原。在一个实验中，催化剂使用NaBH4还原(规程参阅实施例 12)。在第二个实验中，通过将催化剂在20％H2和80％氩气中在640 ℃下加热8小时来还原催化剂。

采用在实施例5中所述的反应条件，使用所述还原的催化剂来催化 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸至N-(膦酰基甲基)甘氨酸(即草甘膦) 的氧化。表1给出了结果。去氧碳载体的使用获得了更小的CO解吸值， 更少的贵金属浸出，更高的甲醛活性和更短的反应时间。

表1

在将贵金属分散到碳载体的表面之前将碳载体去氧的效果 去氧处理  从碳载体上的CO  解吸(mmol/g) 还原 溶液中Pt(μg/g 草甘膦产物)  CH2O(mg/g草  甘膦产物)  反应时间1  (min) 单步高温去 氧#2  0.23 NaBH4还原(实 施例12) 8.6  28.5  35.1 SA-30，按来 样使用  1.99 相同 54.3  43.1  62.7 单步高温处 理#2  0.23 在20％H2、80 ％Ar中在640 ℃下8小时 4.8  15.6  29.8 SA-30，按来 样使用  1.99 相同 31  19.7  50.7

1、当≥98％的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸已被消耗时。

实施例3、将铂沉积到碳载体的表面

将20g的NUCHAR活性炭SA-30(Westvaco Corp.Carbon Department，Covington，VA)在2L水中拌浆2小时。然后，用3-4 小时滴加溶解在约900ml水中的2.81g的H2PtCl6。在添加完H2PtCl6溶液之后，将淤浆再搅拌90分钟。然后使用NaOH将淤浆的pH重新调 节到10.5，再搅拌10-14小时。将所得淤浆过滤，用水洗涤，直到 滤液达到恒定的电导率。将湿滤饼在125℃和真空下干燥10-24小时。 该物料在还原后，得到了5％的Pt/C。

应该认识到，以上工序也可以用于将铂沉积到其它碳载体的表面。

实施例4  碳载体的高温氢还原

将约5.8g的由5％铂负载在NUCHAR SA-30碳载体(Westvaco Corp. Carbon Department，Covington，VA)上组成的干燥、未还原催化剂 在135℃下在氩气中就地脱水1小时，之后，在640℃下用在氩气中的 20％H2还原11小时。在氩气中的20％H2气氛下冷却到室温后，该催化 剂准备完毕可以使用。

应该认识到，以上工序还可以用于加热其它碳载体。

实施例5  使用催化剂将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化为 N-(膦酰基甲基)甘氨酸

本实施例示范了使用高温气相还原来改进催化剂性能。

将由5％铂/活性炭载体组成的Aldrich催化剂(目录号20，593-1， Aldrich Chemical Co.，Inc.，Milwaukee，WI)在640℃下，在20％ H2和80％氩气的存在下加热4-6小时。随后，它用于N-(膦酰基甲基) 亚氨基二乙酸至草甘膦的氧化。将它的性能与Aldrich催化剂样品(按 Aldrich的来样使用)的性能比较。

使用11.48g的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸，0.5％催化剂(干基 准)，140g的总反应物质，90℃的温度，50psig的压力，900rpm的 搅拌速度和100ml/min的氧流速，在200ml玻璃反应器中进行N-(膦 酰基甲基)亚氨基二乙酸的氧化反应。

表2给出了结果。高温氢还原催化剂具有更少的浸出，更好的甲醛 活性，并产生了更少的N-甲基-N-(膦酰基甲基)甘氨酸。还有，当使 用高温氢还原催化剂时，反应时间缩短30％。

表2 5％Pt/活性C(Aldrich目录号20,593-1)的N-(膦酰基甲基)亚氨基

                 二乙酸氧化结果 催化剂 按来样使用  高温H2还原 NPMIDA(％) 0.4619  0.4430 N-(膦酰基甲基)甘氨酸(％) 5.58  5.54 HCO2H(mg/g草甘膦产物) 46.99  35.87 CH2O(mg/g草甘膦产物) 32.96  14.60 NMG(mg/g草甘膦产物) 3.58  1.32 AMPA(ppm) 172.5  182.0 终点(min) 64.67  44.17 溶液中Pt(μg/g草甘膦产物) 32.26  10.50 Pt损失％ 0.72  0.232

实施例6  使用催化剂将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化为 N-(膦酰基甲基)甘氨酸的其它实施例

本实施例示范了使用高温气相还原处理和氨洗涤来改进催化剂性 能。

比较六种催化剂在催化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化中的性 能。这些催化剂是：(a)由5％铂/活性炭载体组成的催化剂(目录号 33,015-9，Aldrich Chemical Co.，Inc.，Milwaukee，WI)；(b)用 氨洗涤后的该催化剂(氨洗涤使用与实施例10所述相同的技术来进 行，只是催化剂淤浆的pH被调节和保持在11.0而非9.5)；(c)在 75℃下在20％H2和80％氩气中加热4-6小时的该催化剂(GPR @ 75 ℃)；(d)在640℃下在20％H2和80％氩气的存在下加热4-6小时后 的该催化剂(GPR @ 640℃)；和(e)在用氨洗涤和然后在640℃下在20 ％H2和80％氩气的存在下加热4-6小时后的两种催化剂。N-(膦酰基 甲基)亚氨基二乙酸氧化反应条件与实施例5相同。

表3给出了结果。未处理的催化剂显示了相对高的浸出和差的甲醛 活性。在H2的存在下在640℃的高温气相还原导致了最大的浸出下降 和甲醛活性增高。在75℃下在20％H2中加热催化剂将浸出降低至较低 的程度，但没有增强甲醛活性。

                                       表3

               5％Pt/活性炭(Aldrich目录号33,015-9)的NPMIDA氧化结果  催化剂 按来样 使用  NH3洗涤  无GPR1  GPR @  75℃  GPR@  640℃ NH3洗涤+ GPR@ 640℃ NH3洗涤+ GPR@ 640℃  NPMIDA(％) ND  ND  ND  0.097  0.083  ND  草甘膦(％) 5.87  5.65  5.81  5.89  5.85  5.91  HCO2H(mg/g草甘膦产物) 43.46  43.65  38.97  42.14  46.91  52.12  CH2O(mg/g草甘膦产物) 19.39  22.73  19.85  13.78  15.70  17.61  NMG(mg/g草甘膦产物) 1.27  0.89  0.89  1.00  1.31  1.68  AMPA(ppm) 149.4  147.6  134.6  349.8  324.8  283.8  终点(min) 39.33  44.33  38  31.42  34.33  33.33  溶液中Pt(μg/g草甘膦  产物) 42.59  40.71  27.54  5.26  5.30  4.23  Pt损失％ 1  0.92  0.64  0.12  0.12  0.1

1、“GPR”是指在H2中还原

2、“ND”是指未检测到

在下面的实验中，在催化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸时分析五 种催化剂。这些催化剂是：(a)由5％铂/NUCHAR SA-30组成的催化剂 (Westvaco Corp.，Carbon Department，Covington，VA)；(b)用NaBH4处理后的该催化剂(规程参阅实施例12)；(c)在75℃下在20％H2和80％氩气中加热4-6小时的该催化剂(GPR @ 75℃)；(d)在640 ℃下在20％H2和80％氩气中加热4-6小时后的该催化剂(GPR @ 640 ℃)；和(e)在用氨洗涤(使用与实施例10所述相同的技术)和然后 在640℃下在20％H2和80％氩气中加热4-6小时后的该催化剂。反 应条件与实施例5中的那些条件相同。

表4给出了结果。未处理的催化剂显示了相对高的铂浸出和低甲醛 活性。用NaBH4处理后的催化剂也显示了高浸出和低甲醛活性，GPR @ 75℃的催化剂也是如此。相反，GPR @ 640℃显示了更高的甲醛活性和 更少的浸出。

                                    表4

                   使用5％Pt/NUCHAR SA-30的NPMIDA氧化结果 催化剂 未还原  NaBH4还原  GPR @75℃  GPR @ 640  ℃  NH3洗涤+GPR  @ 640℃ 草甘膦(％) 2.50  5.71  4.92  5.17  5.19 HCO2H(mg/g草甘 膦产物) 59.56  51.14  57.85  30.85  38.21 CH2O(mg/g草甘 膦产物) 115.28  43.13  48.52  19.67  20.79 NMG(mg/g草甘 膦产物) 1.64  2.17  6.41  0.37  1.73 AMPA(ppm) 58.16  193.9  174.0  138.5  156.3 终点(min) 62.67  62.67  70.67  50.67  59.33 溶液中Pt(μg/g 草甘膦产物) 84.00  54.29  81.30  30.95  19.27 Pt损失％ 0.84  1.24  1.6  0.64  0.4

实施例7  催化剂表面的C/O和O/Pt比率的影响

使用PHI Quantum 2000 ESCA Microprobe Spectrometer(Physical Electronics，Eden Prairie，MN)分析各种新鲜催化剂表面的碳原 子与氧原子比率和氧原子与铂原子比率。表面分析通过化学分析用电 子能谱法(“ESCA”)来进行，采用推迟模式的、有固定带通能的分 析仪(恒定分辨率)的仪器。该分析需要用软X射线，例如 AlKα(1486.6eV)照射样品，它的能量足以电离芯电子和价电子。射出的 电子以等于激发辐射和电子的“结合能”之间的差的动能离开样品(忽 略功函效应)。因为在光电子峰中仅测量弹性电子，即不通过任何非 弹性相互作用遭受能量损失的那些电子，以及因为电子在固体中的非 弹性平均自由程是短的，所以ESCA固有地是表面敏感技术。电子的动 能使用静电分析仪来测量，电子的数目使用电子倍增器来测定。数据 以所检测的电子数对电子的结合能来提供。使用用于激发光电子的单 色AlKαX射线，用设定用于117eV带通能的分析仪来获取ESCA测量 谱。X射线源在40瓦功率下操作，由被照射的样品上的200μm点收集 数据。这些条件获得了高灵敏度，但能量分辨率低。波谱采用在1100eV 到0eV区域内的1.0eV步长和叠加(co-adding)重复扫描来累积，以便 在数据中获得可接受的信噪比。使用由销售商提供的带有使用方法的 标准数据处理和分析程序来鉴定和定量元素。由光电子峰的相对强度 获得了元素Pt/C/O的相对原子浓度。ESCA分析使用特定仪器构型的 表列响应因子，一般具有±20％的精度。

表5显示了各新鲜催化剂表面的C/O和O/Pt比率，以及各催化剂 在单循环N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化反应过程中的浸出量。

                                        表5

                       C/O和O/Pt比率在NPMIDA氧化过程中的影响1 催化剂 贵金属沉积之后 的还原处理  C/O比  O/Pt比  溶液中Pt  (μg/g)2  CH2O  (mg/g)2 5％Pt/去氧碳5 NaBH4还原  23.7  3  ND4 同上 Pt(II)6 640℃ /9hr/10％H2  35.3  17  1.2  24.44 同上 NaBH4还原  21.1  3  6.9 Aldrich目录 号33015-9 640℃/6hr/20％H2  67.9  3  5.2  13.78 同上 75℃/6hr/20％H2  13.4  10  27.5  19.85 同上 按来样使用  13.3  10  42.6  19.39 Aldrich目录号 20593-1 640℃/6hr/20％H2 NH3洗涤/pH＝11  45.2  7  10.5  21.90 同上 640℃/6hr/20％H2  37.7  10  10.5  14.60 同上 按来样使用  9.1  26  32.3  32.96 5％ Pt/SA-30 Westvaco碳 640℃/7hr/20％H2 NH3洗涤/pH＝9.5  67.7  8  19.3  20.79 同上 640℃/8hr/20％H2  63.3  8  30.9  19.67 同上 75℃/7hr/20％H2  13.2  32  81.3  48.52

1、反应条件与实施例5所用那些条件相同。

2、μg浸出到溶液中的Pt/g所生产的草甘膦。

3、mg甲醛/g所生产的草甘膦。

4、“ND”是指未检测到。

5、用实施例2的单步高温技术#2去氧的碳载体。

6、如实施例11中所述使用二亚硝酸·二氨合铂(II)沉积的Pt。

实施例8  使用热重量分析与在线质谱分析法(TGA-MS)的催化剂 表面分析

通过热重量分析与在线质谱分析法(TGA-MS)，在氦气下测定各种新 鲜催化剂表面的含氧官能团的浓度。为了进行该分析，将新鲜催化剂 的干燥样品(100mg)投入到梅特勒天平上的陶瓷杯中。然后在室温下用 氦气以150ml/min的流速吹扫样品周围的气氛达10分钟。温度随后以 10℃/分钟的速度从20℃升至900℃，然后在900℃下保持30分钟。 用在线质谱仪测定一氧化碳和二氧化碳的解吸量。质谱仪在单独的实 验中使用草酸钙一水合物样品在相同的条件下校准。

表6给出了使用TGA-MS测定的每克各催化剂所解吸的一氧化碳量， 以及各催化剂在使用与实施例5相同的反应条件的单循环N-(膦酰基 甲基)亚氨基二乙酸氧化反应过程中的浸出量。如表6所示，浸出往往 随CO解吸量的下降而下降，并且当解吸量不高于1.2mmol/g(mmol解 吸的CO/g催化剂)时，浸出量特别低。

表6

在TGA-MS过程中作为CO从催化剂表面解吸的含氧官能团的影响 催化剂 还原处理  TGA-MS  (mmol/g)1  溶液中Pt  (μg/g)2  CH2O  (mg/g)3 Aldrich目录 号33015-9 640℃/6hr/20％H2  0.41  5.2  13.78 同上 640℃/6hr/20％H2， NH3洗涤/pH＝9.5  0.38  5.3  15.70 同上 75℃/6hr/20％H2  1.87  27.5  19.85 同上 NH3洗涤/pH＝9.5  1.59  40.7  22.73 同上 按来样使用  1.84  42.6  19.39

1、mmol CO/g催化剂

2、μg浸出到溶液中的贵金属/g所生产的草甘膦

3、mg甲醛/g所生产的草甘膦

实施例9  在高温气相还原过程中温度的影响

本实施例举例说明了当在还原剂的存在下加热催化剂时使用各种 温度的影响。

具有在活性炭载体(在铂沉积之前使用实施例2中所述的单步高温 去氧技术2#去氧)上的5％铂的未还原催化剂，在各种温度下在10％ H2和90％氩气中加热约2小时。催化剂然后用于催化N-(膦酰基甲基) 亚氨基二乙酸氧化反应。反应使用5gN-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸， 0.157％催化剂(干基准)，200g的总反应物质，80℃的温度，Opsig 的压力，和150ml/min的氧流速，在250ml玻璃反应器中进行。

结果在表7中给出。将还原温度从125℃增加到600℃减少了贵金 属浸出量和增加了在N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化为草甘膦的反 应过程中的甲醛氧化活性。

                         表7

                    还原温度的影响 还原温度(℃)  溶液中Pt  (归一化1)  CH2O  (归一化2)  C/O比  O/Pt比  125  1.00  0.41  26  13  200  0.44  0.80  27  14  400  0.18  0.93  42  10  500  0.14  0.95  32  14  600  0.06  1.00  40  11

1、1.00的归一化值对应于在该实验中在溶液中发现的最高Pt量。

2、1.00的归一化值对应于在该实验中的最高甲醛活性。

实施例10  用氨洗涤催化剂

由5％铂/活性炭载体(在铂沉积到载体上之前使用在实施例2中 所述的单步高温去氧技术#2去氧)组成的未还原催化剂(6.22g)在 500ml水中拌浆30分钟。之后，用稀氨水将淤浆的pH调节到9.5，并 将淤浆搅拌1小时，其中定期加入氨水以保持pH在9.5。将所得淤浆 过滤，用约300ml水洗涤1次。湿滤饼然后在真空和125℃下干燥约 12小时。该催化剂在640℃下在10％H2和90％氩气中加热11小时， 然后与由5％铂/NUCHAR活性炭组成的两种其它催化剂比较：(a)一种 在室温下用NaBH4还原(规程参阅实施例12)，和(b)一种在640℃下 在10％H2和90％氩气中加热11小时。反应条件与实施例5中的那些 条件相同。

结果在表8中给出。在高温氢还原之前用氨洗涤的催化剂的铂浸出 最低。

                                     表8

                                  氨洗涤的效应 催化剂 CH2O(mg/g)1  HCO2H(mg/g)  NMG(mg/g)  溶液中Pt(μg/g) NH3洗涤，高温 H2还原 10.62  28.79  0.83  0.50 高温H2还原 14.97  27.82  1.38  4.64 室温NaBH4还原 28.51  70.16  2.59  8.64

1、这些量是基于每克所生产的草甘膦。

实施例11：少量氧化的贵金属前体的使用

使用二亚硝酸·二氨合铂(II)将铂沉积在活性炭载体上。使用在 实施例2中所述的单步高温去氧技术#2将约20g的活性炭载体去氧。 接着，将载体在2L水中拌浆2小时。然后在3-4小时的过程中，滴 加用水稀释到400g的约51.3g的二亚硝酸·二氨合铂(II)3.4％溶液。 在添加完成后，继续搅拌另外90分钟。通过添加稀NaOH水溶液将pH 重新调节到10.5，并再搅拌10-14小时。然后过滤淤浆，用大量的 水洗涤，直到滤液达到恒定的电导率。温滤饼在真空下在125℃干燥 10-24小时。所得催化剂在640℃下在10％H2和90％氩气中加热4-6 小时。

使用H2PtCl6将铂沉积到相同的碳上来制备对照物。对照物在与使 用二亚硝酸·二氨合铂(II)制备的催化剂相同的条件下加热。

比较这些催化剂催化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸的氧化反应。 反应条件与实施例5中的那些条件相同。

使用二亚硝酸·二氨合铂(II)制备的催化剂与对照物相比具有较 少的浸出。仅1.21μg铂/g所生产的草甘膦浸出到溶液中，这比对照 物要好约3倍。

实施例12：使用NaBH4还原催化剂表面

本实施例的目的是证明使用NaBH4还原催化剂的影响。

将约5g的活性炭载体(在将铂沉积到载体上之前用在实施例2中 所述的单步高温去氧技术#2去氧)与85ml蒸馏水在250ml圆底烧瓶 中拌浆。淤浆在真空中搅拌约1小时。接着，将在28ml蒸馏水中的 0.706g H2PtCl6以约1ml/100秒的速度加入到淤浆中，同时仍施加真 空。在真空中搅拌过夜之后，通过进给N2气流将反应器恢复至大气压。 在让淤浆沉降之后，滗析约30ml的无色上清液。将剩余淤浆转移到 100ml特氟隆圆底烧瓶中。此时，用0.3g NaOH将pH调至12.2。然后， 以0.075ml/min的速度加入2.3ml NaBH4的14M NaOH溶液。随后，将 所得淤浆搅拌1小时，过滤，再用50ml蒸馏水洗涤5次。然后将催化 剂在125℃和6mmHg下干燥12小时。

所得催化剂用于催化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化。反应使 用0.5％催化剂，8.2％N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸，180g的总反应物 质，65psig的压力，90℃的温度，900rpm的搅拌速度，和72ml/min 的氧给料速率，在300ml不锈钢反应器中进行。

还在相同的反应条件下使用5.23％铂/活性炭载体(在将铂沉积到 载体上之前用在实施例2中所述的单步高温去氧技术#2去氧)进行对 照实验。

表9给出了使用NaBH4还原催化剂的结果，表10给出了对照实验 的结果。用NaBH4还原减少了贵金属浸出量。它还减少了在一定使用期 后的甲醛和NMG的量。

                                             表9

                                  使用用NaBH4处理的催化剂的结果  循环#   1   2   3   4   5    6  草甘膦(％)   5.79   5.81   5.75   5.74   5.79    5.77  NPMIDA(％)   0.23   0.08   0.13   0.22   0.13    0.13  CH2O(mg/g草甘膦)   28.5   31.5   47.8   38.8   41.6    45.8  HCO2H(mg/g草甘膦)   70.2   90.5   100.5   96.6   98.8    99.0  AMPA/MAMPA(％)   0.02   0.01   0.01   0.01   0.01    0.01  NMG(mg/g草甘膦)   2.6   3.6   3.6   4.2   4.7    4.7  溶液中Pt(μg/g草甘膦)   8.64   8.60   5.22   6.96   6.91    5.20  Pt损失％   0.20   0.20   0.12   0.16   0.16    0.12

                                      表10

                         使用不用NaBH4处理的催化剂的结果  循环# 1  2  3  4  5  6  草甘膦(％) 5.36  5.63  5.37  5.50  5.56  5.59  NPMIDA(％) 0.18  0.15  0.25  0.21  0.18  0.23  CH2O(％) 20.9  23.6  38.4  44.2  47.7  58.3  HCO2H(％) 27.8  63.8  96.5  98.4  102.2  102.0  AMPA/MAMPA(％) 0.04  0.02  0.04  0.02  0.02  0.03  NMG(mg/g草甘膦) 1.5  3.0  5.4  6.9  10.6  7.3  溶液中Pt(μg/g草甘膦) 63.6  62.2  44.7  34.6  28.8  28.6  Pt损失％ 1.30  1.34  0.92  0.73  0.61  0.61

实施例13：铋作为催化剂表面促进剂的使用

制备由在10-3M甲酸溶液中的10-3M Bi(NO3)3·5H2O组成的500g 溶液。将该溶液加入到含有6.0g 5％铂/活性炭载体的500g 5％甲醛溶 液中。将溶液在40℃下在N2下搅拌过夜，然后用磁漏斗过滤。干燥等 分试样，随后用X射线荧光分析。催化剂具有63％的干燥损失(“LOD”)。 发现干燥的催化剂含有大约3％的铋和4％的铂。

将以下物质投入到300ml不锈钢高压釜中：16.4gN-(膦酰基甲基) 亚氨基二乙酸；4.16g活性炭催化剂，0.68g在其表面包含3％铋/4％铂 的以上催化剂，和179.4g的水。反应在65psig的压力，90℃的温度， 38ml/min的氧流速和900rpm的搅拌速度下进行。反应进行到N-(膦酰 基甲基)亚氨基二乙酸被耗尽。通过过滤分离产物溶液和催化剂，溶液 再用6g的50％NaOH溶液中和。将催化剂循环5次，不进行清除。分 析各循环的产物溶液。两个对照以与以上相同的方式进行，只是省却 0.68g的Bi/Pt/碳催化剂。

结果在表11中给出。具有Bi/Pt/碳催化剂的循环在产物中产生较 低水平的甲醛，甲酸和NMG。

                                                  表11

                                    使用Pt/Bi/C催化剂的NPMIDA氧化结果 对照1#  对照2#  第一循环  第二循环  第三循环  第四循环  第五循环 草甘膦(％) 5.7  5.59  5.69  5.72  5.87  5.74  5.68 NPMIDA(％) ND  ND  0.04  0.07  0.085  0.04  0.046 AMPA(％) 0.034  0.031  0.015  0.009  0.008  DBNQ1  DBNQ CH2O(mg/g草甘膦 产物) 142  138  28  31  34  38  42 HCO2H(mg/g草甘 膦产物) 56  57  DBNQ  7  14  17  23 AMPA/MAMPA(％) 0.047  0.041  0.021  0.014  0.013  0.014  0.013 NMG(mg/g草甘膦 产物) 16.3  19.3  0.7  0.9  1.4  2.3  2.6

1、DBNQ＝可以检测到，但不能定量。

实施例14：将锡促进剂沉积在碳载体上

将活性炭(20g)在约2L水中拌浆。接着，将0.39g SnCl2·2H2O溶 解在500g 0.5％HNO3中。将该溶液滴加到碳淤浆中。在添加完所有溶 液之后，将淤浆搅拌2小时。然后将pH调节到9.5，将淤浆再搅拌几 小时。接着，过滤淤浆，用大量水洗涤，直到滤液达到恒定电导率为 止。湿滤饼在125℃和真空下干燥，获得了1％ Sn/C。在干燥之后， 将1％ Sn/C在500℃和氩气中煅烧6小时。

为了将铂沉积到碳载体上，首先将5g 1％ Sn/C在约500ml水中拌 浆。然后将0.705g H2PtCl6溶解在约125ml水中，再滴加。在添加完 所有H2PtCl6溶液之后，将淤浆搅拌2.5小时。然后用稀NaOH溶液将 pH调至9.5，再继续搅拌几小时。然后过滤淤浆，用大量水洗涤，直 到滤液达到恒定电导率为止。湿滤饼在125℃下在真空中干燥。

该技术产生了包含负载在碳上的5％Pt和1％Sn的催化剂。

实施例15：将铁促进剂沉积到碳载体上

将约5g活性炭在约500ml水中拌浆。接着，将0.25g FeCl3·6H2O溶解在75ml水中。将该溶液滴加到碳淤浆中。在添加完所有溶液后， 将淤浆搅拌2小时。然后过滤淤浆，用大量水洗涤，直到滤液达到恒 定电导率。湿滤饼在125℃和真空下干燥，获得了1％Fe/C。在干燥之 后，1％Fe/C在氩气中在约500℃下煅烧8小时。

为了将铂沉积到碳载体的表面上，首先将2.5g的1％Fe/C在约 180ml水中拌浆。然后，将0.355g的H2PtCl6溶解在约70ml水中，再 滴加。在添加完所有H2PtCl6溶液之后，将淤浆再搅拌3小时。然后用 稀NaOH溶液将pH调至约10.0，再继续搅拌几小时。接下来，过滤淤 浆，用大量水洗涤，直到滤液达到恒定电导率为止。湿滤饼在125℃ 下在真空中干燥。

该技术产生了包含负载在碳上的5％Pt和1％Fe的催化剂。

实施例16：在碳载体表面上存在贵金属的作用

本实施例显示了使用在其表面上具有贵金属的碳载体而非在表面 上没有贵金属的单纯碳催化剂来进行N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸的 氧化的优点。

N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化反应在单纯碳催化剂(使用在实 施例2中所述的单步高温去氧技术#2去氧)的存在下进行。反应使用 0.365％催化剂，8.2％N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸，200g的总反应物 质，65psig的压力，90℃的温度，900rpm的搅拌速度和38ml/min的 氧给料速率，在300ml不锈钢反应器中进行。

表12给出了单纯碳催化剂的5个循环的反应时间(即，至少98％ 的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸被消耗的时间)。表12还给出了在 实施例12所述的反应条件下，实施例12中的两种Pt/C催化剂在6 个循环中的反应时间。如可以从表12中看到的那样，单纯碳催化剂在 每次循环中的去活化比在表面上具有贵金属的碳催化剂的去活化通常 倾向于更大(即反应时间往往每循环增加更多)。在将贵金属沉积到 表面上之后催化剂用NaBH4还原的场合，去活化尤其少。不受任何特定 理论的制约，据信因为NaBH4还原催化剂上的铂浸出少于其它Pt/C催 化剂上的铂浸出，所以用NaBH4还原的催化剂的去活化少于其它Pt/C催化剂的去活化。参阅实施例12，表9和10。

                                       表12

                             使用不用NaBH4处理的催化剂的结果 循环# 1  2  3  4  5  6 单纯碳催化剂的循环时间 (min) 45.4  55.0  64.4  69.8  75.0 用NaBH4还原的5％Pt/C催化 剂的循环时间(min) 35.1  NA1  NA  35.2  35.8  35.8 5.23％Pt/C催化剂的循环时 间(min) 40.4  42.0  44.2  44.1  44.9  52.7

1、由于温度问题不能获得。

实施例17：使用包含贵金属与催化剂表面促进剂的合金的催化剂 的效应

本实施例显示了包含铂与铁的合金的催化剂的优点。

1、包含铂与铁的合金的催化剂

为了制备包含铂与铁的合金的催化剂，将约10g的活性炭在约 180ml水中拌浆。接着，将0.27g的FeCl3·6H2O和1.39g的H2PtCl6水合物共溶解在约60ml水中。经约30分钟的时间将该溶液滴加到碳 淤浆中。在添加过程中，淤浆的pH下降，用稀NaOH溶液(即1.0- 2.5M NaOH溶液)保持在约4.4到约4.8。此后，在约4.7的pH下将 淤浆再搅拌30分钟。然后在N2下以约2℃/min的速度将淤浆加热到 70℃，同时保持pH在约4.7。在达到70℃后，通过添加稀NaOH溶液 用约30分钟将pH缓慢增加到6.0。继续搅拌约10分钟的时间，直到 pH稳定在约6.0。然后在N2下将淤浆冷却到约35℃。随后，过滤淤浆， 滤饼用约800ml水洗涤3次。然后将滤饼在125℃和真空下干燥。在 690℃在20％H2和80％Ar中加热1-6小时后，产生了含有负载在碳 上的5wt％Pt和0.5wt％Fe的催化剂。

如在实施例19中更详细描述的那样，用电子显微镜分析该催化剂。 通过碳载体TEM获得的图象显示，合金金属粒子高度分散和均匀地分 布在整个碳载体上(白点表示金属粒子，背景强度的变化据信表示多 孔碳局部密度的变化)。粒子的平均尺寸是约3.5nm，在粒子之间的 平均距离是约20nm。来自催化剂的单个金属粒子的高能分辨X-射线波 谱显示，存在铂和铁峰(来源于铜栅极的散射的铜峰)。不同单个金 属粒子的高能分辨X射线波谱的定量分析显示，在实验误差范围内， 粒子的组成不随在催化剂表面上的金属粒子的尺寸或位置的变化而变 化。

2、 其中较少的铂与铁成合金的催化剂

为了制备其中较少的铂与铁成合金的Pt/Fe/C催化剂(即，与在本 实施例中所述的第一种催化剂相比，该催化剂与铁成合金的铂较少)， 将铂和铁相继沉积到碳载体的表面上。将约5g的活性炭在约500ml水 中拌浆。用1N HCl将pH调节到约5.0。接着，将约0.25g的FeCl3·6H2O溶解在75ml水中。用约60分钟将该溶液滴加到碳淤浆中。在添加完 所有溶液后，将淤浆搅拌约2小时。用稀NaOH溶液将pH调节到9.5， 将淤浆再搅拌几小时。之后，过滤淤浆并用大量水洗涤。湿滤饼在125 ℃下在真空下干燥，产生了1wt％Fe/C。在干燥之后，该1wt％Fe/C用含有20％H2和80％Ar的气氛在635℃还原1-6小时。将约2.5g的 该1wt％Fe/C在250ml的水中拌浆。接下来，将约0.36g H2PtCl6水合 物溶解在65ml水中，随后经约60分钟将它滴加到该淤浆中。在添加 完所有溶液后，将淤浆搅拌2小时。然后过滤淤浆和用大量水洗涤。 滤饼再在450ml水中拌浆。在用稀NaOH溶液将淤浆的pH调节到9.5 之后，将淤浆搅拌约45分钟。接着，过滤淤浆，用450ml水洗涤一次。 湿滤饼在125℃和真空下干燥。通过在含有20％H2和80％Ar的气氛中 加热到660℃的温度并保持1-6小时来还原之后，获得了含有负载在 碳上的5wt％Pt和1wt％Fe的催化剂。

3、 两种催化剂的比较

比较这两种催化剂催化N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸的氧化反 应。反应条件与实施例5的那些相同。表13给出了结果。就CH2O和 HCO2H活性而论，在本实施例中所述的第一种催化剂(即包含较大量的 与铁成合金的铂的催化剂)具有更高的稳定性，而在本实施例中所述 的第二种催化剂(即包含较少量的与铁成合金的铂的催化剂)快速去 活化。另外，第一种催化剂在25次循环之后保持其铁含量的几乎一半， 而第二种催化剂在第一循环中就失去了其大部分铁。

                                 表13  具有Pt/Fe合金的催化剂与具有较少Pt/Fe合金的催化剂的比较  合金化Pt和Fe 循环1  循环2  循环3  循环4  循环5  循环6  循环7 循环8 循环9 循环10 循环11 循环12 循环13  CH2O(mg/g草甘膦产物) 10.49  9.23  6.04  4.92 4.44 5.08 5.24  HCO2H(mg/g草甘膦产物) 19.91  29.64  27.84  25.62 27.99 29.73 28.95  NMG(mg/g草甘膦产物) 0.22  0.44  0.28  0 0 0 0  溶液中Pt(μg/g草甘膦产物) 5.08  4.87  3.6  3.06  Fe损失％ 44  1.9  1.2  0.8  较少的合金化Pt和Fe 循环1  循环2  循环3  循环4  循环5  循环6  循环7 循环8 循环9 循环10 循环11 循环12 循环13  CH2O(mg/g草甘膦产物) 10.16  10.7  12.24  13.56  14.68  HCO2H(mg/g草甘膦产物) 27.23  37.72  45.01  54.57  61.14  NMG(mg/g草甘膦产物) 0  0.98  1.23  1.77  2  溶液中Pt(μg/g草甘膦产物) 3.83  3.36  3.54  3.44  3.32  Fe损失％ 86  3.2  1.4  1.8  1.4

实施例18：Pt/Fe/Sn/C催化剂的制备

将约10g的活性炭在约90ml水中拌浆。接着，将约0.2g的 SnCl3·2H2O溶解在250ml 0.025M HCl中。将溶液滴加到碳淤浆中。 在添加完所有溶液之后，将淤浆搅拌3小时。然后用稀NaOH溶液(即 NaOH的1.0-2.5M溶液)将pH缓慢调节到9.0，将淤浆再搅拌几小时。 接着，过滤淤浆，用大量水洗涤，直到滤液达到恒定电导率。湿滤饼 在125℃和真空下干燥。这产生了0.9wt％Sn/C。将约6g的该0.9wt％ Sn/C在约500ml水中拌浆。然后将约0.23g Fe(NO3)3·9H2O和0.85g H2PtCl6共同溶解在约150ml水中，再滴加到淤浆中。在添加完所有溶 液之后，将淤浆搅拌4小时，然后过滤，以除去过量Fe(～80wt％)。 将湿滤饼在480ml水中重新拌浆。在用稀NaOH溶液将淤浆的pH调节 到9-10之后，将淤浆再搅拌几小时。接着，过滤该淤浆并用大量水 洗涤，直到滤液达到恒定电导率。湿滤饼在125℃和真空下干燥。在 通过在700-750℃下在20％H2和80％Ar中加热1-6小时的高温还原 之后，产生了含有负载在碳上的4.9wt％Pt，0.9wt％Sn和0.1wt％Fe的催化剂。

实施例19：催化剂的电子显微镜法表征

使用电子显微镜技术来分析在实施例17中制备的催化剂的金属粒 子的尺寸、空间分布和组成。在分析该催化剂之前，首先将该催化剂 植入EM Bed 812树脂中(Electron Microscopy Sciences，Fort Washington，PA)。树脂然后在约60℃下聚合约24小时。所得固化块 状物用超薄切片机切成厚度约50nm的切片。这些切片然后转移到200 目铜格栅，用于电子显微镜观察。

用图象分辨率小于0.3nm的Vaccum Generator专用扫描透射电子 显微镜(型号VG HB501，Vacuum Generators，East Brinstead，Sussex， England)进行高精度分析电子显微镜检查实验。显微镜在100kV下操 作。样品室区域中的真空度在约10-6Pa以下。数字图象获取系统(ES Vision Data Acquisition System，EmiSpec Sys.，Inc.，Tempe，AZ) 用于获得高分辨率电子显微镜图象。无窗能量分散X射线分光计(Link LZ-5 EDS Windowless Detector，Model E5863，High Wycombe，Bucks， England)用于从单个金属粒子获取高能量分辨X射线光谱。因为具有 高原子数灵敏度，使用高角环形暗视野(HAADF)显微镜法观测金属粒 子。使用小于约0.5nm的电子探针尺寸来获得HAADF图象，并使用小 于约1nm的探针尺寸来获取高能量分辨X射线光谱。

实施20：补充促进剂的效应

本实施例显示了补充促进剂与含碳负载的贵金属的氧化催化剂混 合的使用及其优点。

A、 通过将含碳负载的贵金属的催化剂与各种量和来源的铋混合引 起的对NPMIDA氧化反应的影响的比较

进行几个单批次的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化反应。在各 反应中，将不同来源和不同量的铋加入到反应介质中。铋的来源是 (BiO)2CO3，Bi(NO3)3·5H2O或Bi2O3之一。铋的用量对应于1∶10,000； 1∶2,000；或1∶1,000的铋与N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸质量比。 还进行其中不添加铋的对照试验。

各N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化反应在含有5wt％铂和0.5wt％ 铁的催化剂(该催化剂使用与实施例17中所述方法类似的方法制备) 的存在下进行。反应在1000ml不锈钢反应器(Autoclave Engineers， Pittsburgh，PA)中进行，使用2.5g催化剂(总反应物质的0.5wt％)， 60.5g N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸(总反应物质的12.1wt％)， 1000ppm甲醛，5000ppm甲酸，500g的总反应物质，110psig的压力， 100℃的温度和1000rpm的搅拌速度。前22分钟的氧给料速率是 392ml/min，然后是125ml/min，直到N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸 基本耗尽为止。

表14给出了结果。在其中添加铋化合物的所有试验中，甲醛、甲 酸和NMG水平低于在对照试验中发现的那些。

                                                        表14

                                              各种来源和量的铋的直接添加 所添加的Bi的 量和来源 草甘膦 (％)**  NPMIDA  (％)**  CH2O  (mg/g)***  HCO2H  (mg/g)***  AMPA/  MAMPA  (mg/g)***  NMG  (mg/g)***  循环时间  (min) 0(对照) 8.2  ND  4.0  22.5  9.4  2.0  39.3 0.0074g (BiO)3CO3 (100ppm*) 8.1  ND  2.6  3.8  10.9  ND  54.1 0.037g (BiO)2CO3 (500ppm) 7.8  ND  1.8  1.4  14.5  ND  58.2 0.074g (BiO)3CO3 (1000ppm) 7.7  ND  2.0  1.3  16.4  ND  60.2 0.0141g Bi(NO3)3·5H3O (100ppm) 8.1  ND  2.4  3.0  11.2  ND  53.2 0.070g Bi(NO3)3·5H3O (500ppm) 7.7  ND  1.9  1.4  14.4  ND  58.5 0.141g Bi(NO3)3·5H3O (1000ppm) 7.6  ND  2.0  1.2  16.2  ND  59.2 0.0067g Bi2O3 (100ppm) 8.1  ND  2.5  3.5  13.9  ND  48 0.034g Bi2O3 (500ppm) 7.6  ND  2.0  1.4  15.1  ND  58.7 0.067g Bi2O3 (1000ppm) 7.6  ND  2.0  1.2  17.3  ND  60.6

*ppm是指等于1∶1,000,000的Bi与N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙 酸的比率

**(质量÷总反应物质质量)×100％

***mg÷g所生产的草甘膦

“ND”是指未检测到

B、 添加铋对与催化剂接触的后续NPMIDA氧化批次的影响

进行四个6次循环实验(即，在4个实验的每一个中，依次进行6 批反应)，以测定(1)初始铋添加对初始铋添加之后的反应循环的作 用，和(2)在一个或多个后续反应循环中添加另外的铋的作用。

全部4个实验使用含有5wt％铂和0.5wt％铁的催化剂(该催化剂使 用与实施例17所述方法类似的方法制备)进行。在各6次循环实验中， 6次循环的每一个使用相同的催化剂(即，在一次循环结束之后，分 离反应产物溶液，排出催化剂，然后将新一批的N-(膦酰基甲基)亚氨 基二乙酸与该催化剂合并，开始新一循环)。反应在1000ml不锈钢反 应器(Autoclave Engineers)中进行，使用2.5g催化剂(总反应物质 的0.5wt％)，60.5gN-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸(总反应物质的 12.1wt％)，1000ppm甲醛，5000ppm甲酸，500g的总反应物质，110psig 的压力，100℃的温度和1000rpm的搅拌速度。前22分钟的氧给料速 率是392ml/min，然后是125ml/min，直到N-(膦酰基甲基)亚氨基二 乙酸被基本消耗为止。

在对照实验中，在6次循环的任何一次中在反应区不引入铋。在其 它三个实验中，在第一反应循环的开始将0.034g的氧化铋(III)(即 Bi2O3)引入到反应介质中。在这些实验之一中，仅在第一反应循环的开 始将氧化铋引入到反应区。在另一实验中，在第一和第四反应循环的 开始，将0.034g氧化铋(III)引入到反应介质中。在最后一个实验中， 在所有6个反应循环的开始，将0.034g的氧化铋(III)引入到反应介 质中。

表15、16、17和18给出了结果。氧化铋的一次添加(在表16中 给出的数据)往往获得与每三个循环(在表17中给出的数据)或甚至 每一个循环(在表18中给出的数据)添加一次氧化铋相同的有益效果。

                                     表15

                   对照实验：不添加铋的6次循环NPMIDA氧化反应 样品(除非另有规定，在约所 有NPMIDA消耗之后采集) 循环1  循环2  循环3  循环4  循环5  循环6 草甘膦(％)* 8.2  8.4  8.4  8.5  8.5  8.4 NPMIDA(％)* ND  0.006  0.008  ND  ND  ND CH2O(mg/g)** 3.1  2.4  2.0  2.6  3.2  3.8 HCO2H(mg/g)** 16  23  22  25  30  40 AMPA/MAMPA(mg/g)** 7.5  6.9  6.3  5.5  5.8  5.9 NMG(mg/g)** 0.5  1.7  1.4  1.6  2.8  4.9 时间(min) 48.5  43.5  54.5  52.8  54.1  51.7

*(质量÷总反应物质质量)×100％

**mg÷g所生产的草甘膦

“ND”是指未检测到

                                    表16

                  在第一循环开始时添加铋的6循环NPMIDA氧化反应 样品(除非另有规定，在约 所有NPMIDA消耗之后采集) 循环1  循环2  循环3  循环4  循环5  循环6 草甘膦(％)* 7.8  8.6  8.5  8.6  8.6  7.7 NPMIDA(％)* ND  ND  ND  ND  ND  0.005 CH2O(mg/g)** 2.4  2.7  2.1  2.6  3.1  3.9 HCO2H(mg/g)** DBNQ  DBNQ  DBNQ  DBNQ  DBNQ  DBNQ AMPA/MAMPA(mg/g)** 15  11  10  9.9  8.6  10 NMG(mg/g)** ND  ND  ND  ND  ND  ND 时间(min) 60.1  62.4  64.1  62.6  66.9  62

*(质量÷总反应物质质量)×100％

**mg÷g所生产的草甘膦

“ND”是指未检测到

“DBNQ”是指能检测到，但不能定量

                                      表17

            在第一和第四循环的开始时添加铋的6循环NPMIDA氧化反应 样品(除非另有规定，在约所 有NPMIDA消耗之后采集) 循环1  循环2  循环3  循环4  循环5  循环6 草甘膦(％)* 7.8  8.4  8.5  8.5  8.5  8.6 NPMIDA(％)* ND  ND  ND  ND  ND  ND CH2O(mg/g)** 2.3  2.6  2.6  3.2  3.6  3.5 HCO2H(mg/g)** 3.4  3.1  3.2  2.9  3.3  3.5 AMPA/MAMPA(mg/g)** 14  11  10  11  9.3  8.9 NMG(mg/g)** ND  ND  ND  ND  ND  ND 时间(min) 57.4  63.2  64.3  64.9  66  64.5

*(质量÷总反应物质质量)×100％

**mg÷g所生产的草甘膦

“ND”是指未检测到

                                表18

           在每一循环的开始时添加铋的6循环NPMIDA氧化反应 样品(除非另有规 定，在约所有NPMIDA 消耗之后采集) 循环1  循环2  循环3  循环4  循环5  循环6 草甘膦(％)* 7.8  8.5  8.2  8.3  8.3  8.3 NPMIDA(％)* ND  ND  ND  ND  ND  ND CH2O(mg/g)** 2.4  2.8  3.2  2.9  3.4  4.0 HCO2H(mg/g)** ND  ND  ND  ND  ND  ND AMPA/MAMPA (mg/g)** 14  12  11  12  10  9.7 NMG(mg/g)** ND  ND  ND  ND  ND  ND 时间(min) 56.4  62.4  64.8  62.8  66  66.1

*(质量÷总反应物质质量)×100％

**mg÷g所生产的草甘膦

“ND”是指未检测到

C、 使用Pt/Fe/C催化剂在20次NPMIDA氧化循环中一次性添加铋 的影响

进行2个20次循环实验，以测定一次添加铋对20次N-(膦酰基甲 基)亚氨基二乙酸氧化反应循环的影响。

两个实验均使用含有5wt％铂和0.5wt％铁的催化剂(该催化剂使用 与实施例17中所述方法类似的方法来制备)进行。在各实验过程中， 在20次循环的每一次中都使用相同的催化剂。反应在1000ml不锈钢 反应器(Autoclave Engineers)中进行，使用2.5g催化剂(总反应物 质的0.5wt％)，60.5g N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸(总反应物质的 12.1wt％)，1000ppm甲醛，5000ppm甲酸，500g的总反应物质，110psig 的压力，100℃的温度和1000rpm的搅拌速度。前22分钟的氧给料速 率是392ml/min，然后是125ml/min，直到N-(膦酰基甲基)亚氨基二 乙酸被基本消耗为止。在对照实验中，在20个循环的任何一个中都不 向反应区引入铋。在另一实验中，在第一反应循环开始时将0.034g氧 化铋(III)引入到反应介质中。

图15比较了所得甲酸浓度变化曲线。向反应区一次引入铋降低了 所有20个循环中的甲酸浓度。

D、 使用Pt/Sn/C催化剂在30次NPMIDA氧化循环中一次性添加铋 的影响

进行两个30次循环实验，以测定一次性添加铋对30次N-(膦酰基 甲基)亚氨基二乙酸氧化反应循环的影响。

两个实验均使用含有5wt％铂和1wt％锡的催化剂(该催化剂使用与 实施例18所述方法类似的方法来制备)进行。在各实验过程中，在 30个循环的每一个中都使用相同的催化剂。各循环在300ml反应器(由 合金制成，Hastelloy C，Autoclave Engineers)中进行，使用1.35g 催化剂(总反应物质的0.75wt％)，21.8g N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙 酸(总反应物质的12.1wt％)，1000ppm甲醛，5000ppm甲酸，180g的 总反应物质，90psig的压力，100℃的温度和900rpm的搅拌速度。前 26分钟的氧给料速率是141ml/min，然后是45ml/min，直到N-(膦酰 基甲基)亚氨基二乙酸被基本消耗为止。在对照实验中，在30个循环 的任何一个中都不向反应区引入铋。在另一实验中，在第一反应循环 的开始将0.012g氧化铋(III)引入到反应介质中。

图16比较了所得甲酸浓度的变化曲线，图17比较了所得甲醛浓度 的变化曲线，和图18比较了所得NMG浓度的变化曲线。即使在30个 循环之后，将铋一次性引入到反应区降低甲酸浓度达98％，降低甲醛 浓度达50％，和降低NMG浓度达90％。

E、 将铋加入到先前已在132批NPMIDA氧化反应中使用过的 Pt/Fe/C催化剂中的作用

进行一个14次循环实验，以测定将铋与用过的Pt/Fe/C催化剂混 合的作用。在进行该实验之前，催化剂已经用于催化129批N-(膦酰 基甲基)亚氨基二乙酸氧化反应。新鲜催化剂(即，在前面的129批 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化循环中使用之前的催化剂)采用与 实施例17所述方法类似的方法制备，并且含有5wt％铂和0.5wt％铁。

14次N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化反应循环在300ml反应器 (由合金制成，Hastelloy C，Autoclave Engineers)中进行，使用 0.9g用过的催化剂(0.5wt％)，21.8g N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸 (12.1wt％)，1000ppm甲醛，5000ppm甲酸，180g的总反应物质，90psig 的压力，100℃的温度和900rpm的搅拌速度。前26分钟的氧给料速率 是141ml/min，然后是45ml/min，直到N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸 被基本消耗为止。在第四循环的开始，将0.012g氧化铋(III)引入 到反应区。

图19显示了在第四循环添加铋对甲酸、甲醛和NMG副产物产生的 影响。

F、 将铋加入到先前在30批NPMIDA氧化反应中使用过的Pt/Sn/C 催化剂中的效应

进行一个11次循环实验，以测定将铋与用过的Pt/Sn/C催化剂混 合的效应。该催化剂先前已经用于催化30批N-(膦酰基甲基)亚氨基 二乙酸氧化反应。新鲜催化剂(即，在前面的30次N-(膦酰基甲基) 亚氨基二乙酸氧化循环中使用之前的催化剂)使用与实施例18所述方 法类似的方法来制备，并且含有5wt％铂和1wt％锡。

11次N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸氧化反应循环在300ml反应器 (由合金制成，Hastelloy C，Autoclave Engineers)中进行，使用 1.35g用过的催化剂(总反应物质的0.75wt％)，21.8g N-(膦酰基甲基) 亚氨基二乙酸(总反应物质的12.1wt％)，1000ppm甲醛，5000ppm甲酸， 180g的总反应物质，90psig的压力，100℃的温度和900rpm的搅拌速 度。前26分钟的氧给料速率是141ml/min，然后是45ml/min，直到 N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸被基本消耗为止。在第四循环的开始， 将0.012g氧化铋(III)引入到反应区。

图20显示了在第四循环添加铋对甲酸、甲醛和NMG副产物产生的 影响。

G、 添加铋对与该催化剂接触的100次以上后续NPMIDA氧化批次的 影响

进行两个125次循环实验，以测定添加铋对使用同一催化剂的100 次以上后续反应循环的影响。

两个实验均使用含有5wt％铂和1wt％锡的催化剂(该催化剂使用与 实施例18所述类似的方法来制备)进行。在各实验过程中，在所有循 环中使用同一催化剂。反应在搅拌釜反应器中使用0.75％催化剂(按 总反应物质重量计)，12.1％N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸(按总反应 物质重量计)，128pisg的压力和100℃的温度进行。各批反应的第一 部分的氧给料速率(确切的时间随各批次的不同而在14.9到20.3分 钟内变化，其中接近14.9分钟的时间用于前面的批次，接近20.3分 钟的时间用于后面的批次)是1.3(mg/min)/g总反应物质，和然后 是0.35(mg/min)/g总反应物质，直到N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸 被基本消耗为止。将来自各批次的一部分反应产物蒸发，并作为甲醛 和甲酸的来源返回到反应器，用作下一批次反应中的牺牲还原剂。再 循环到反应器的甲醛和甲酸量分别在100-330ppm和0ppm-2300ppm 范围内(在添加氧化铋(III)之后的25批之后，用0-200ppm的甲酸)。

在对照实验中，在125次循环的任何一次中都不向反应区引入铋。 在另一实验中，催化剂首先用于催化17个批次的N-(膦酰基甲基)亚 氨基二乙酸。在催化第17个批次之后，将催化剂基本与反应产物分离， 并将所得催化剂混合物转移到催化剂存储罐中，在此将9.0mg的氧化 铋(III)/g催化剂引入到催化剂混合物中。然后该催化剂用于催化 107个后续批次的N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸的氧化。

图21比较了所得甲酸浓度变化曲线，图22比较了所得甲醛浓度变 化曲线，图23比较了所得NMG浓度变化曲线。即使在107次循环之后， 将铋一次性引入到含有催化剂的混合物中也降低了甲酸和NMG浓度达 约90％。

实施例21：将NPMIDA用部分用过的催化剂和使用补充促进剂连续 氧化为草甘膦

本实施例举例说明了利用以前用过的催化剂和补充促进剂，在连续 氧化反应器系统中，将N-(膦酰基甲基)亚氨基二乙酸(“NPMIDA”) 连续氧化为N-(膦酰基甲基)甘氨酸(“草甘膦”)。本实验设计用于 模拟在第一反应区占主导的条件，尤其在含有反应产物的结晶器母液 再循环到反应区的场合。

反应在利用2升Hastelloy C高压釜(Autoclave Engineers Inc.， Pittsburgh，PA)的连续反应器系统中进行。反应器装有具有1.25” 直径6片透平叶轮的搅拌器，它在1600RPM下操作。使用具有聚四氟 乙烯涂层的传感元件的Drexelbrook Universal IIITM Smart LevelTM 监控反应器中的液体水平。利用内部冷却盘管来控制反应过程中反应 器内的温度。

在操作过程中，向反应器中连续给入含有NPMIDA的含水淤浆原料 和氧气流。氧气通过位于叶轮附近的多孔玻璃引入到反应介质中。含 有产物N-(膦酰基甲基)甘氨酸(“草甘膦”)的液体产物物流通过玻 璃滤器从反应器中连续排出，该滤器使加到该反应器中的任何催化剂 保留在反应介质中。产物气流(含有CO2和未反应的氧)从反应器顶空 连续排出。

通过将含水淤浆原料(1420g)和催化剂(29.3g或反应物质的约2wt％ 催化剂)加入到反应器中来开始反应。该含水淤浆原料含有 NPMIDA(7.53wt％)，草甘膦(2.87wt％)，甲醛(2127重量ppm)和甲酸(3896 重量ppm)。原料淤浆还含有NaCl(约450重量ppm)，以模仿通常在商购 NPMIDA中存在的低水平氯化物杂质。通过类似于以上实施例17中所述 方法的方法制备的催化剂在颗粒碳载体上包含铂(5wt％)和铁(0.5wt％)。 催化剂已预先在类似于实施例20中所述的那些条件下使用过。

密封反应器，以便防止任何液体输入或输出流。将反应混合物加热 到约105℃和用氮气升至约100psig的压力。起动氧流(1000sccm)， 反应在没有液体输入或输出流的情况下运行约15分钟。在该初始15 分钟之后，起动淤浆给料(70.4g/min)，并根据上述Drexelbrook水平 指示器的指示，连续排出反应液体，以保持恒定的反应器水平。在约 55分钟之后，氧流略微降低至800sccm。在800sccm的氧流下操作约 280分钟之后，将Bi2O3(0.0336g)作为补充促进剂注入到反应器中。液 体产物用HPLC分析。连续氧化反应的分析结果在以下表19中给出。还 有，图24显示了在氧流为800sccm时甲醛和甲酸在产物液体中的分布。

                             表19

                实施例21的HPLC分析的氧化结果  时间(min)1  NPMIDA(wt％)  草甘膦(wt％)  甲醛(ppm)  甲酸(ppm)  55  0.85  7.74  3977  4758  172  1.43  7.48  3078  5338  270  1.37  7.52  3137  5545  347  2.41  6.87  2872  1395  405  2.42  6.97  2801  1385  464  2.48  6.99  2887  1474  492  2.27  7.01  2881  1472

1在开始淤浆给料之后的时间

实施例22：在以前用过的Pt/Fe/C催化剂的存在下NPMIDA连续氧 化为草甘膦

本实施例举例说明了使用以前用过的多相颗粒催化剂将NPMIDA连 续氧化为草甘膦。本实验设计用于模拟在连续反应器系统占主导的条 件，尤其在将含有反应产物的结晶器母液再循环到反应区的场合。

实验在类似于在以上实施例21中所述的连续反应器系统中进行。 通过将含水淤浆原料(1424g)和多相颗粒催化剂(29.3g或反应物质的 约2wt％催化剂)加到反应器来开始反应。该含水淤浆原料含有 NPMIDA(7.01wt％)，草甘膦(2.88wt％)，甲醛(2099.9重量ppm)和甲酸 (4690重量ppm)。淤浆原料还含有NaCl(约450重量ppm)，以模拟 通常存在于商购NPMIDA中的低水平氯化物杂质。该催化剂通过类似于 以上实施例17中所述方法制备，并且包含在颗粒碳载体上的铂(5wt％) 和铁(0.5wt％)。催化剂先前已在类似于实施例20中所述的那些条件下 使用。

密封反应器，以防止任何液体输入或输出流。将反应混合物加热到 约107℃和用氮气升至约100psig的压力。起动氧流(900sccm)，反 应在没有液体输入或输出流的情况下运行约13分钟。在该初始13分 钟之后，起动淤浆给料(70.4g/min)，并根据在以上实施例21中所述 Drexelbrook水平指示器的指示，连续排出反应液体，以保持恒定的 反应器水平。液体产物用HPLC分析。连续氧化反应的分析结果在以下 表20中给出。在图25中显示了所生产的草甘膦和保留在产物液体中 的NPMIDA反应物的分布。

                     表20

              实施例22的氧化结果     时间(min)1     NPMIDA(wt％)     草甘膦(wt％)     94     0.67     7.10     138     0.55     7.02     192     0.50     7.12     274     0.46     7.09     358     0.47     7.06

1在开始淤浆给料之后的时间

实施例23：在Pt/Fe/C催化剂的存在下NPMIDA连续氧化为草甘膦

本实施例举例说明了在新鲜Pt/Fe/C多相颗粒催化剂的存在下(在 相对低的催化剂浓度下)在长时间周期中将NPMIDA连续氧化为草甘 膦。本实验设计用于模拟在第一反应区可能占主导的条件，尤其在含 有反应产物的结晶器母液再循环到反应区的场合。

实验在与以上实施例21中所述类似的连续反应器系统中进行。通 过在反应器中加入含水淤浆原料(1447g)和多相颗粒催化剂(3.63g或 反应物质的约0.25wt％的催化剂)来开始反应。该含水淤浆原料含有 NPMIDA(3.45wt％)，草甘膦(1.55wt％)，甲醛(1140重量ppm)和甲酸 (2142重量ppm)。原料淤浆还含有NaCl(约450ppm)，以模拟通常存在 于商购NPMIDA中的低水平氯化物杂质。该催化剂通过与以上实施例 17中所述类似的方法来制备，并且包含在颗粒碳载体上的铂(5wt％)和 铁(0.5wt％)。该催化剂以前未曾使用。

密封反应器，以防止任何液体输入或输出流。将反应混合物加热到 约100℃和用氮气升至约100psig的压力。起动氧流(300sccm)，反应 在没有液体输入或输出流的情况下进行约22分钟。在该初始22分钟 之后，起动淤浆给料(70.4g/min)，并根据在以上实施例21中所述 Drexelbrook水平指示器的指示，连续排出反应液体，以保持恒定的 反应器水平。让反应器系统运转约4300分钟，此后，将液体流速增倍， 以便将反应器液体停留时间有效降低一半。液体产物用HPLC分析。连 续氧化的分析结果在以下表21中给出。在图26中显示了所生产的草 甘膦和保留在产物液体中的NPMIDA反应物的分布。

                   表21

            实施例23的氧化结果     时间(min)1  NPMIDA(wt％)   草甘膦(wt％)     66     0.72     3.59     130     0.76     3.61     488     0.85     3.67     994     0.89     3.68     1343     0.73     3.65     1476     0.76     3.63     1918     0.89     3.61     2458     0.81     3.59     2679     0.81     3.65     2807     0.80     3.63     3072     0.98     3.67     3893     0.88     3.62     4113     0.89     3.54     4215     0.86     3.56     4314     1.99     2.73     4334     2.11     2.82

1在开始淤浆给料之后的时间

实施例24：在串联的两个搅拌釜反应器中NPMIDA连续氧化为草甘 膦

本实施例举例说明了在包含串联分级的两个搅拌釜反应器的连续 反应器系统中NPMIDA连续氧化为草甘膦。

参照图27，实验在包含两个反应器和一个结晶器的连续反应器系 统中进行。两个反应器(各自是购自Autoclave Engineers，Inc.， Pittsburgh，PA的1加仑不锈钢高压釜)作为串联的搅拌釜反应器连 续操作。连续反应器系统以如下方式布置：将含水淤浆原料连续引入 到第一反应区(反应器R1)。连续从R1中排出液体流出物，并引入 到第二反应区(反应器R2)。从R2连续排出液体流出物，并引入到 结晶器，用于草甘膦淤浆的产物回收。独立将氧给到各反应区，同时 独立从各反应器排出产物气体。通过位于搅拌器叶轮(2”透平叶轮片) 附近的玻璃滤器将氧气引入到R1。将氧气引入到R2液体水平以上的 顶空，并利用DISPERSIMAX型2.5”叶轮，有效将顶空气体反混到反应 区。在各反应器中的反应物质的温度通过内部冷却螺管来控制。经玻 璃滤器从R1排出液体流出物，该滤器使多相催化剂保留在R1中。同 样，经玻璃滤器从R2排出液体流出物，保持多相催化剂在R2的内部。 在各反应器中的反应物质/体积保持恒定。

连续反应器系统以与以上实施例21中所述类似的方式起动，其中 反应器以间歇方式起动，之后不久起动通过系统的液体流。原料是含 有NPMIDA(约7.6wt％)，草甘膦(约2.8wt％)，甲醛(约2200重量ppm) 和甲酸(约4500重量ppm)的含水淤浆。还将低水平的NaCl(约450ppm) 加入到该原料中，以模拟通常存在于商购NPMIDA中的氯化物杂质。催 化剂通过以上实施例17中所述的类似方法制备，并且包含在颗粒碳载 体上的铂(5wt％)和铁(0.5wt％)。将含水淤浆原料和催化剂加入到各反 应器中，在各反应器中获得了约2wt％的催化剂浓度，其中R1和R2的 目标总反应器物质分别是2693g和1539g。

操作条件总结在以下表22中。在以下表23中给出了用HPLC分析 的含水淤浆原料组成、R1液体和气体流出物及R2液体和气体流出物 的分析结果。

                              表22

                   实施例24的操作条件的总结     R1     R2     反应器中的催化剂浓度：     2wt％     2wt％     搅拌器RPM：     1000     1200     液体流量：     128mL/min     128mL/min     压力：     116psig     90psig     氧流速：     ～1840sccm     ～390sccm     温度：     100℃     105℃     反应物质量：     2693g     1539g     叶轮类型：     放射状(2”)     DISPERSIMAX(2.5”)

                               表23

                       实施例24的氧化反应结果 反应器给料 经过时间(hr)  NPMIDA(wt％)  草甘膦(wt％)  甲醛(ppm)  甲酸(ppm)  8.13  2.98  2348.5  5562.6  1.3  7.50  2.84  2290.0  4620.9  2.5  7.45  2.74  2244.2  4515.9  3.6  7.45  2.74  2244.2  4515.9  4.5  7.45  2.74  2244.2  4515.9  5.5  7.79  2.84  2271.0  4590.0  6.5  7.79  2.84  2271.0  4590.0  7.5  7.57  2.81  2286.8  4584.9  8.8  7.57  2.81  2286.8  4584.9  第一反应器(R1)出口  经过时间(hr)  NPMIDA(wt％)  草甘膦(wt％)  甲醛(ppm)  甲酸(ppm)  1.3  0.38  7.15  385.4  6115.1  2.5  0.41  6.65  328.1  4297.7  3.6  1.18  6.83  300.2  4841.8  4.5  0.79  6.56  307.2  4746.3  5.5  1.07  6.81  317.1  5193.0  6.5  0.88  6.48  323.6  5045.8  7.5  0.90  6.50  315.6  4976.0  8.8  1.38  6.42  323.0  5305.2  第二反应器(R2)出口  经过时间(hr)  NPMIDA(wt％)  草甘膦(wt％)  甲醛(ppm)  甲酸(ppm)  1.3  0.03  6.84  475.9  3680.4  2.5  0.00  6.96  194.7  1048.1  3.6  0.02  7.23  424.0  3702.4  4.5  0.00  6.97  534.4  3006.4  5.5  0.00  7.27  1025.5  6176.5  6.5  0.00  6.89  1524.2  5471.0  7.5  0.01  6.97  1663.9  5468.1  8.8  0.03  7.07  1883.0  5808.2

实施例25：NPMIDA在串联的两个搅拌釜反应器中连续氧化成草甘 膦

本实施例举例说明了NPMIDA在包含串联的两个搅拌釜反应器的连 续反应器系统中连续氧化为草甘膦，其中来自第二反应器的液体流出 物被送到结晶器用于回收草甘膦且所得母液作为反应器原料的一部分 从结晶器再循环到第一反应器。

参照图28，实施例25在与以上实施例24中所述类似的连续反应 器系统中进行，只是来自结晶器的母液再循环到第一反应器R1。连续 反应器系统以与以上实施例21所述类似的方式开始运转，其中反应器 以间歇方式起动，之后不久起动通过系统的液体流。首先在结晶器(30L) 中加入包含NPMIDA(0.16wt％)，草甘膦(2.0wt％)，甲醛(2754重量ppm) 和甲酸(5637重量ppm)的含水淤浆原料，并在约60℃和1大气压下操 作。在淤浆给料系统中加入包含NPMIDA(约25wt％)的含水淤浆原料。 所使用的催化剂类似于在实施例24中使用的多相颗粒催化剂。

将含水淤浆和催化剂加入到各反应器，在各反应器中获得约2wt％ 催化剂浓度，其中R1和R2的目标总反应器物质分别是2693g和1539g。 在初始批料运转之后，起动通过系统的液体流。进入R1的液体包含含 水淤浆原料(约40ml/min)和来自结晶器的母液再循环(约80ml/min)。 在该运转过程中控制各反应器中的液体水平，以便在各反应器中保持 恒定的反应物质量，在R1和R2中分别达到21分钟和12.2分钟的水 停留时间，以及获得约120ml/min的通过系统的总液体流。

操作条件总结在以下表24中。液体产物用HPLC分析。含水淤浆原 料组成，R1液体流出物和R2液体流出物的分析结果在以下表25中给 出。经过时间是指起动连续液体流之后的时间。

                         表24

               实施例25的操作条件的总结 R1  R2 反应器中的催化剂浓度： 2wt％  2wt％ 搅拌器RPM： 1015  1005 通过系统的总液体流量： 121mL/min  121mL/min 压力： 116pisg  89psig 氧流速： ～1660sccm  ～280sccm 温度： 100℃  106℃ 反应物质量： 2545g  1592g 叶轮类型： 放射状(2”)  DISPERSIMAX(2.5”)

                              表25

                        实施例25的氧化结果  第一反应器(R1)出口  经过时间(hr)  NPMIDA(wt％)  草甘膦(wt％)  甲醛(ppm)  甲酸(ppm)  1.3  1.50  6.99  849.8  3202.0  2.9  0.45  8.16  1053.5  2789.3  4.1  0.62  8.40  1199.4  3178.0  5.0  0.65  8.07  1240.8  3348.6  6.1  1.21  7.51  1294.7  3701.1  第二反应器(R2)出口  经过时间(hr)  NPMIDA(wt％)  草甘膦(wt％)  甲醛(ppm)  甲酸(ppm)  1.3  2.11  6.50  374.2  1682.3  2.9  0.27  8.02  501.0  2171.4  4.1  0.15  8.55  451.0  2678.0  5.0  0.12  8.49  564.4  3107.5  6.1  0.19  8.02  577.3  3505.7

实施例26：NPMIDA在Pt/Sn/C催化剂的存在下连续氧化为草甘膦

本实施例举例说明了NPMIDA在Pt/Sn/C多相颗粒催化剂的存在下 在搅拌釜反应器中连续氧化为草甘膦。本实验设计用于模拟可能在连 续反应器系统的第二反应区中占主导的条件。

实验在包含500mL Hastelloy C高压釜(Autoclave Engineers， Inc.，Pittsburgh，PA)的连续反应器系统中进行。反应器装有具有 1.25”直径放射状六片透平叶轮的搅拌器。使用与以上实施例21中所 述类似的水平指示器监控反应器中的液体水平。利用内部冷却螺管来 控制反应过程中反应器内的温度。

在操作过程中，向反应器中连续给入氧气流和含有NPMIDA的含水 淤浆原料。氧通过位于叶轮附近的玻璃滤器引入到反应介质中。含有 草甘膦产物的液体产物流通过玻璃滤器从反应器中连续排出，该滤器 使加到反应器中的任何催化剂保留在反应介质中。所排出的液体产物 流与能够溶解草甘膦的碱溶液在线混合。产物气流(含有CO2和未反应 的氧)从反应器顶空连续排出。

连续反应器系统以与以上实施例21中所述类似的方式开始运转， 其中反应器以间歇方式起动，之后不久起动通过系统的液体流。含水 淤浆原料包含NPMIDA(2.46wt％)，草甘膦(3.72wt％)，甲醛(1381重量 ppm)和甲酸(6485重量ppm)。该催化剂通过与以上实施例14所述类似 的方法来制备，并且包含负载在颗粒碳载体上的铂(5wt％)和锡 (1.0wt％)。

操作条件在以下表26中总结。液体产物用HPLC分析。氧化反应的 分析数据在以下表27中给出。

表26

实施例26的操作条件的总结 反应物质中的催化剂浓度： 1wt％ 搅拌器RPM： 1000 液体流量： 30.8mL/min 压力： 100pisg 气体流速： 270sccm 温度： 100℃ 反应物质量： 300g 表27 实施例26的氧化结果 原料组成 -  NPMIDA(wt％)  草甘膦(wt％) -  2.46  3.72 反应器流出物 经过时间(min)  NPMIDA(wt％)  草甘膦(wt％) 120  0.07  5.47 1200  0.09  5.58 2500  0.12  5.45 3500  0.15  5.47

实施例27：NPMIDA在Pt/Sn/C催化剂的存在下连续氧化为草甘膦

本实施例举例说明了NPMIDA在Pt/Sn/C多相颗粒催化剂的存在下 在搅拌釜反应器中连续氧化为草甘膦。本实验设计用于模拟可能在连 续反应器系统的第二反应区中占主导的条件。还有，改变氧流速以说 明各种氧流速对转化率的影响。

该实验在与以上实施例26中所述的反应器系统类似的连续反应器 系统中。在操作过程中，向反应器中连续进给氧气流和含有NPMIDA的 含水淤浆原料。氧通过位于叶轮附近的玻璃滤器引入到反应介质中。 含有草甘膦产物的液体产物流通过玻璃滤器从反应器中连续排出，该 滤器使加到反应器中的任何催化剂保留在反应介质中。所排出的液体 产物流与能够溶解草甘膦的碱溶液在线混合。产物气流(含有CO2和未 反应的氧)从反应器顶空连续排出。

连续反应器系统以与以上实施例21中所述类似的方式开始运转， 其中反应器以间歇方式起动，之后不久起动通过系统的液体流。含水 淤浆原料包含NPMIDA(约2.8wt％)，草甘膦(约4.2wt％)，甲醛(约1425 重量ppm)和甲酸(约6570重量ppm)。该催化剂通过与以上实施例14 中所述类似的方法来制备，并且包含负载在颗粒碳载体上的铂(5wt％) 和锡(1.0wt％)。

操作条件在以下表28中总结。在该实验的过程中，给到反应器的 氧流速在75到300sccm的范围内上升和下降。液体产物用HPLC分析。 连续氧化的分析数据在以下表29中给出。

              表28

         实施例27的操作条件 反应器中的催化剂浓度： 1wt％ 搅拌器RPM： 1000 液体流量： 30mL/min 压力： 100pisg 气体流速： 变量 (75-300sccm) 温度： 100℃ 反应物质量： 300g 叶轮类型： 放射状(1.25”)

表29

实施例27的氧化结果 原料组成  NPMIDA  (wt％)  草甘膦  (wt％)  甲醛  (ppm)  甲酸  (ppm)  2.83  4.17  1425.1  6569.8 反应器排料组成 经过时间 (hr)  NPMIDA  (wt％)  草甘膦  (wt％)  甲醛(ppm)  甲酸(ppm)  O2流量  (sccm) 0.0  1.1  4.59  1699.5  5463.1  74.7 0.4  1.8  4.86  1543.7  6067.0  49.7 0.7  1.98  4.74  1431.7  6020.5  49.8 1.0  2.02  4.90  1478.1  6105.2  52.7 1.4  1.97  4.80  1474.0  6209.0  54.7 1.7  1.91  4.73  1441.3  5806.0  54.7 2.0  1.67  4.93  1588.8  6006.9  74.7 2.4  1.54  5.03  1590.2  6135.3  74.7 2.7  1.63  5.20  1625.7  6280.1  74.7

                       表29(续)  经过时间  (hrs)  NPMIDA  (wt％)  草甘膦  (wt％)  甲醛  (ppm)  甲酸  (ppm)  O2流量  (sccm)  3.0  1.64  5.19  1591.5  6015.1  74.8  3.4  1.61  5.00  1547.8  5834.7  74.7  3.7  1.61  5.12  1541.0  5864.8  74.7  4.0  1.58  5.15  1566.9  5791.0  74.7  4.4  1.61  5.23  1565.6  6274.6  74.7  4.7  0.66  6.01  2099.7  6337.5  149.8  5.0  0.51  6 20  2109.3  6036.9  149.6  5.4  0.46  5.81  1976.8  5688.5  149.8  5.7  0.47  6.04  2094.3  5849.7  149.8  6.0  0.45  6.04  2109.3  5785.5  149.8  6.4  0.45  6.15  2157.1  6101.1  149.8  6.7  0.41  5.70  2016.4  5489.1  149.8  7.0  0.38  5.38  1907.1  5213.1  149.8  7.4  0.41  5.79  2056.0  5531.4  149.8  7.7  0.44  6.26  2230.9  5949.5  149.8  8.0  0.35  6.43  2337.4  6083.4  166.0  8.4  0.48  6.09  2356.6  6147.6  210.6  8.7  0.33  6.37  2665.3  6464.5  224.9  9.0  0.34  6.24  2684.4  6308.8  224.9  9.4  0.36  6.30  2741.8  6412.6  224.9  9.7  0.19  6.58  2680.3  6340.2  224.7  10.0  0.22  6.54  2530.1  6367.5  224.7  10.4  0.20  6.52  2560.1  6256.9  224.7  10.7  0.18  5.51  2163.9  5241.8  224.7  11.0  0.22  6.37  2502.7  6202.2  224.7

                                 表29(续)  经过时间  (hrs)  NPMIDA  (wt％)  草甘膦  (wt％)  甲醛  (ppm)  甲酸  (ppm)  O2流量  (sccm)  11.4  0.23  6.73  2648.9  6449.5  224.7  11.7  0.20  6.35  2517.8  6131.2  224.7  12.0  0.16  5.11  1987.7  4889.4  224.7  12.4  0.20  6.04  2430.3  5877.1  224.7  12.7  0.13  6.67  2777.3  6276.0  299.7  13.0  0.13  6.73  2844.3  6349.8  299.7  13.4  0.15  6.61  2808.8  6204.9  299.7  13.7  0.08  5.57  2323.8  5144.8  299.7  14.0  0.10  6.61  2704.9  6215.9  299.8  14.4  0.14  6.80  2774.6  5810.1  299.8  14.7  0.13  6.89  2845.6  6147.6  299.8  15.0  0.12  6.86  2871.6  6232.3  299.8  15.3  0.11  6.53  2745.9  5874.3  299.8  15.7  0.13  6.28  2668.0  5654.4  299.8  16.0  0.15  6.86  2923.5  6360.7  299.8  16.3  0.16  6.86  2970.0  6702.2  299.8  16.7  0.17  6.57  2874.3  6459.0  224.8  17.0  0.23  6.53  2789.6  6508.2  224.8  17.3  0.24  6.57  2822.4  6403.0  224.8  17.7  0.25  6.63  2822.4  6580.2  224.8  18.0  0.23  6.39  2736.3  6385.3  224.8  18.3  0.22  6.19  2668.0  6189.9  224.8  18.7  0.23  6.53  2811.5  6546.5  224.8  19.0  0.24  6.52  2792.4  6445.4  224.8  19.3  0.24  6.20  2655.7  6138.0  224.8

                         表29(续)  经过时间  (hrs)  NPMIDA  (wt％)  草甘膦  (wt％)  甲醛  (ppm)  甲酸  (ppm)  O2流量  (sccm)  19.7  0.35  6.49  2752.7  6278.7  224.8  20.0  0.48  6.23  2572.4  6460.4  149.8  20.3  0.53  6.15  2513.7  6030.1  149.8  20.7  0.50  6.34  2542.4  6143.5  149.8  21.0  0.51  6.31  2527.3  6113.4  149.8  21.3  0.48  6.31  2527.3  6050.6  149.8  21.7  0.48  6.42  2523.2  5885.3  149.8  22.0  0.46  6.16  2430.3  5655.8  149.8  22.3  0.48  6.38  2521.9  6032.8  149.8  22.7  0.45  6.12  2426.2  5695.4  149.8  23.0  0.46  6.26  2480.9  5868.9  149.8  23.3  1.18  6.20  2117.5  6220.0  74.8  23.7  1.30  5.87  1956.3  5970.0  74.8  24.0  1.61  5.68  1916.7  5909.9  74.8  24.3  1.50  5.61  1795.1  5720.0  74.8  24.7  1.61  5.85  1847.0  5862.0  74.8  25.0  1.68  5.87  1908.5  6599.8  74.8  25.3  1.69  5.83  1868.9  6653.0  74.8  25.7  1.60  5.57  1773.2  6460.4  74.8  26.0  1.71  5.75  1837.4  6577.9  74 8  26.3  1.60  5.46  1751.4  6299.2  74.8  26.7  1.65  5.71  1827.9  6416.7  74.8  27.0  1.64  5.60  1811.5  6433.1  74.8  27.3  1.63  5.63  1826.5  6297.8  74.8

实施例28：NPMIDA在串联的两个搅拌釜反应器中连续氧化为草甘 膦

本实施例举例说明了NPMIDA在包含串联的两个搅拌釜反应器的连 续反应器系统中连续氧化为草甘膦。在本实施例中，颗粒多相催化剂 从第一反应器转移到第二反应器。从第二反应器排出的催化剂通过过 滤与第二反应器液体流出物分离，再循环到第一反应区。

参照图29，反应在包含两个搅拌釜反应器、淤浆给料系统和催化 剂过滤系统的连续反应器系统中进行。两个反应器(各自是购自 Autoclave Engineers，Inc.，Pittsburgh，PA的1加仑不锈钢高压 釜)作为串联的搅拌釜反应器连续操作。将氧给到各反应器。液体流 出物通过汲取管从第一反应器(R1)排出，该汲取管使催化剂被来自 R1的液体流出物一起带入第二反应器(R2)。一些反应产物气体也夹 带在从R1到R2的汲取管中，其它R1中的反应产物气体从反应器排出。 类似地，通过汲取管从R2排出液体流出物，该汲取管使催化剂和一些 反应产物气体随流出物一起被除去。将含有催化剂的R2液体流出物转 移到催化剂过滤系统。该催化剂过滤系统产生了无催化剂的滤液的连 续流作为产物。将过滤器回洗液给到催化剂过滤系统，以将过滤出的 催化剂以连续方式洗回到R1。氧通过玻璃滤器引入到R1和R2，该滤 器各自位于搅拌器叶轮附近(在R1和R2中的2”透平叶片叶轮)。使 用内部冷却螺管控制各反应器中的温度。

将含有约25wt％NPMIDA的含水淤浆原料以约50ml/min的速度给 到反应器。过滤器回洗液含有NPMIDA(约3wt％)，草甘膦(约0.1wt％)， 甲醛(约3000重量ppm)和甲酸(约7000重量ppm)。过滤器回洗液 以约100ml/min的速度返回到R1。催化剂通过与以上实施例17中所 述类似的方法来制备，并在颗粒碳载体上包含铂(5wt％)和铁(0.5wt％)。 将催化剂加入到反应器系统，以提供约1wt％的催化剂初始浓度。反应 器系统以与实施例24所述类似的方式开始运转，其中反应器以间歇方 式起动，此后不久起动通过该系统的液体流。

操作条件在以下表30中总结。液体产物通过HPLC分析。氧化结果 在以下表31中给出。表31给出了给到R1的进口物流组成的数据(包 括来自催化剂过滤回洗液和含水淤浆原料的结合物)及R1和R2的液 体流出物组成的数据。

表30

实施例28的操作条件的总结 R1  R2 反应器中的催化剂浓度： ～1wt％ ～1wt％ 搅拌器RPM： ～1000 ～1000 液体流量(通过反应器的总量)： ～150mL/min ～150mL/min 压力： 120-140pisg 120-140psig 氧流速： 2000-2500sccm ～400sccm 温度： ～100-105℃ ～105℃ 反应物质质量： ～2950g ～1726g 叶轮类型： 放射状(2”) 放射状(2”)

                                   表31

                             实施例28的氧化结果                                         原料组成     经过时间(hr)     NPMIDA(wt％)     草甘膦(wt％)     甲醛(ppm)     甲酸(ppm)     20.9     8.08     1.81     1778.0     4650.0     23.8     8.38     1.80     1757.2     4400.5     30.3     8.54     1.77     1518.5     4560.5     33.8     8.55     1.78     1522.8     4573.5                               第一反应器(R1)排料     20.9     3.50     7.87     668.0     4384.2     23.8     3.44     7.32     651.6     4425.4     30.3     2.87     8.43     756.7     5057.3     33.8     2.71     8.39     798.8     5206.4                               第二反应器(R2)排料     20.9     2.55     8.04     302.5     3382.5     23.8     3.27     7.71     258.7     3791.2     30.3     0.40     6.98     -     4017.3     33.8     1.81     8.24     312.5     3945.7

实施例29：NPMIDA在Pt/Sn/C催化剂的存在下连续氧化为草甘膦

本实施例举例说明了NPMIDA在Pt/Sn/C多相颗粒催化剂的存在下 连续氧化为草甘膦。本实验设计用于模拟可能在连续反应器系统的第 一搅拌釜反应区中占主导的反应条件。

实验在与实施例26中所述类似的连续反应器系统中进行，只是使 用1000ml Hastelloy C高压釜。反应器装有具有1.25”直径放射状六 片透平叶轮的搅拌器。反应器中的液体水平使用与实施例21中所用类 似的水平指示器来监控。利用内部冷却螺管来控制反应过程中反应器 内的温度。

在操作过程中，向反应器中连续进给氧气流和含有NPMIDA的含水 淤浆原料。氧通过位于叶轮附近的玻璃滤器引入到反应介质中。含有 草甘膦产物的液体产物流通过玻璃滤器连续从反应器排出，该滤器使 加到反应器的任何催化剂保留在反应介质中。所排出的液体产物流然 后与能够溶解草甘膦的碱溶液在线混合。将产物气流(含有CO2和未反 应氧)连续从反应器顶空排出。

含水淤浆原料包含NPMIDA(约7.7wt％)，甲醛(约3000重量ppm) 和甲酸(约6100重量ppm)。催化剂通过与以上实施例14中所述类 似的方法来制备，并且包含负载在颗粒碳载体上的铂(5wt％)和锡 (1.0wt％)。连续反应器系统以与实施例21中所述类似的方式来开始运 转，其中反应器以间歇方式起动，此后不久起动经过系统的液体流。 操作条件在以下表32中总结。连续氧化的分析数据在以下表33中给 出。

表32

实施例29的操作条件的总结 反应器中的催化剂浓度： 1wt％ 搅拌器RPM： 1000 液体流量： 30.8mL/min 压力： 100pisg 氧气流速： 647sccm 温度： 100℃ 反应物质量： 725g 叶轮类型： 放射状(1.25”) 表33 实施例29的氧化结果 原料组成  NPMIDA(wt％)  草甘膦(wt％)  7.73  0.00  反应器排料  经过时间(hr)  NPMIDA(wt％)  草甘膦(wt％)  0.0  0.04  1.35  0.5  0.29  4.42  1.0  0.34  4.91  1.5  0.41  5.18  2.0  0.58  5.55  2.5  0.97  6.50

实施例30：NPMIDA在Pt/Sn/C催化剂的存在下连续氧化为草甘膦

本实施例举例说明了NPMIDA在Pt/Sn/C多相颗粒催化剂的存在下， 在具有单一反应区的连续反应器系统中连续氧化为草甘膦。

实验在与以上在实施例27中所述类似的包含500mL Hastelloy C 高压釜(Autoclave Engineers，Inc.，Pittsburgh，PA)的连续反应 器系统中进行。反应器装有具有1.25”直径放射状六片透平叶轮的搅 拌器。反应器中的液体水平使用与以上在实施例21中所述类似的水平 指示器来监控。利用内部冷却螺管来控制反应过程中反应器内的温度。

在操作过程中，向反应器中连续进给氧气流和含有NPMIDA的含水 淤浆原料。氧通过位于叶轮附近的玻璃滤器引入到反应介质中。含有 草甘膦产物的液体产物流通过玻璃滤器连续从反应器排出，该滤器使 加到反应器的任何催化剂保留在反应介质中。将产物气流(含有CO2和未反应氧)连续从反应器顶空排出。

连续反应器系统以与实施例21中所述类似的方式来开始运转，其 中反应器以间歇方式起动，此后不久起动经过系统的液体流。含水淤 浆原料包含NPMIDA(约2.9wt％)。催化剂通过与以上实施例14中所 述类似的方法来制备，并且包含负载在颗粒碳载体上的铂(5wt％)和锡 (1.0wt％)。操作条件在以下表34中总结。液体产物用HPLC分析。连 续氧化的分析数据在以下表35中给出。

表34

实施例30的操作条件的总结 反应器中的催化剂浓度： 1wt％ 搅拌器RPM： 1000 液体流量： 15.3mL/min 压力： 100pisg 氧气流速： 150sccm 温度： 95℃ 反应物质量： 300g 叶轮类型： 放射状(1.25”)

                    表35

               实施例30的氧化结果  经过时间  (hrs)  NPMIDA  (wt％)  草甘膦  (wt％)  甲醛  (ppm)  甲酸  (ppm)  0.0  2.87  0.00  4.6  14.9  0.3  2.94  0.01  13.4  18.9  0.7  2.01  0.79  760.4  563.1  1.0  0.12  2.07  1893.6  1566.6  1.3  0.07  2.32  1953.6  1713.4  1.7  0.01  2.27  2111.1  1497.2  2.0  0.00  2.27  2167.1  1487.9  2.3  0.00  2.26  2155.1  1509.2  2.7  0.00  2.26  2183.1  1495.9  3.0  0.00  2.27  2189.8  1549.3  3.3  0.00  2.27  2195.1  1535.9  3.7  0.00  2.28  2196.5  1538.6  4.0  0.04  2.26  2184.5  1522.6  4.3  0.03  2.26  2184.5  1474.5  4.4  0.00  2.26  2177.8  1478.5 实施例31：NPMIDA在Pt/Sn/C催化剂的存在下连续氧化为草甘膦 本实施例举例说明了NPMIDA在Pt/Sn/C多相颗粒催化剂的存在下 连续氧化为草甘膦。本实验设计用于举例说明压力、液体和气体流量 对NPMIDA-草甘膦转化率的影响。

实验在与实施例30所述类似的包含500mL Hastelloy C高压釜 (Autoclave Engineers Inc.)的连续反应器系统中进行。反应器装有 具有1.25”直径放射状六片透平叶轮的搅拌器。反应器中的液体水平 使用与实施例21中所用类似的水平指示器来监控。利用内部冷却螺管 来控制反应过程中反应器内的温度。

在操作过程中，向反应器中连续进给氧气流和含有NPMIDA的含水 淤浆原料。氧通过位于叶轮附近的玻璃滤器引入到反应介质中。含有 草甘膦产物的液体产物流通过玻璃滤器连续从反应器排出，该滤器使 加到反应器的任何催化剂保留在反应介质中。将产物气流(含有CO2和未反应氧)连续从反应器顶空排出。

含水淤浆原料包含NPMIDA(约3.0wt％)，甲醛(约1000重量ppm) 和甲酸(约5100重量ppm)。催化剂通过与以上实施例14中所述类 似的方法来制备，并且包含负载在颗粒碳载体上的铂(5wt％)和锡 (1.0wt％)。

连续反应器系统以与实施例21中所述类似的方式来开始运转，其 中反应器以间歇方式起动，此后不久起动经过系统的液体流。在实验 过程中，给到反应器的氧流速在75到300sccm的范围内上下浮动。操 作条件在以下表36中总结。液体产物用HPLC分析。连续氧化的分析 数据在以下表37中给出。

表36

实施例31的操作条件的总结 反应器中的催化剂浓度： 1wt％ 搅拌器RPM： 1000 液体流量： 变量(参阅数据) 压力： 变量(参阅数据) 氧气流速： 变量(参阅数据) 温度： 100℃ 反应物质量： 300g 叶轮类型： 放射状(1.25”)

                                                                     表37

                                                               实施例31的氧化结果   时间   (min)   液体给   料速率   (ml/min)    压力    (psig)   O2   流速   (sccm)   GI   (wt％)   Gly   (wt％)   HCHO   (ppm)     HCOOH     (ppm)    NMG    (ppm)     NFG     (ppm)   AMPA   (ppm)     MAMPA     (ppm)   排气中   的CO2   ％     0     50    100.2   149.6   0.69   1.40   1713     4901     26     167     20     11     66     21     50    100.1   149.6   0.88   1.35   1756     5247     31     139     12     12     74     42     50    99.9   149.6   0.92   1.34   1709     5342     19     136     9     8     76     63     50    99.9   149.6   0.90   1.34   1671     5293     23     133     9     12     78     84     50    100.1   149.6   0.91   1.40   1709     5411     23     135     9     13     79     105     50    100   149.6   0.81   1.41   1685     5311     21     128     12     12     82     126     50    99.9   149.6   0.84   1.42   1686     5416     24     128     11     12     84     147     50    100   149.6   0.85   1.42   1685     5365     21     126     9     12     84     168     50    100   149.6   0.88   1.41   1650     5357     20     120     9     12     85     189     50    100   149.6   0.87   1.42   1651     5344     19     117     9     9     85     210     50    100.1   149.6   0.94   1.36   1607     5312     20     115     8     9     83     231     35    100   149.6   0.38   1.56   1312     4661     21     136     15     12     87     252     35    100.6   149.6   0.45   1.84   1799     5456     24     173     18     11     83     273     35    100   149.6   0.33   1.93   1794     5456     33     213     29     19     80     294     35    99.9   149.6   0.32   1.88   1785     5335     13     199     27     -     85     315     35    100.1   149.6   0.31   1.90   1834     5388     30     205     27     13     85     336     35    100.2   149.6   0.30   1.90   1866     5398     32     184     26     19     84     357     35    100   149.6   0.36   1.92   1887     5421     35     182     26     19     84    时间    (min)   液体给   料速率   (ml/min)     压力     (psig)   O2   流速   (sccm)   GI   (wt％)   Gly   (wt％)   HCHO   (ppm)     HCOOH     (ppm)    NMG    (ppm)    NFG    (ppm)   AMPA   (ppm)   MAMPA   (ppm)  排气中  的CO2    ％     378     35     100   149.6   0.33   1.92   1884     5322     31     175     27     17     83     399     35     100   149.6   0.36   1.92   1906     5366     33     176     26     18     83     420     35     99.8   149.6   0.35   1.95   1932     5386     33     177     27     19     83     441     35     100   149.6   0.34   1.93   1950     5331     33     174     29     18     83     462     35     100.1   149.6   0.33   1.90   1956     5248     33     170     31     18     83     483     20     100.2   149.6   0.04   2.18   1547     4205     9     233     188     -52     77     504     20     100.2   149.6   0.01   2.15   1656     4325     10     231     304     75     68     525     20     100   149.6   0.01   2.19   1756     4613     12     239     329     80     66     546     20     99.9   149.6   0.01   2.15   1799     4703     12     233     324     84     64     567     20     100   149.6   0.01   2.13   1822     4743     15     226     319     79     63     588     20     100   149.6   0.02   2.10   1839     4750     16     229     309     80     62     614     -     99.9   149.6   -     -     -     -     -     -     61     635     -     100.1   149.6     -     -     -     -     -     61     656     -     99.9   149.6   -     -     -     -     -     -     60     677     50     100   149.6   0.52   1.79   2379     5668     27     181     66     23     64     698     35     99.8   149.6   0.66   1.14   1563     4079     20     88     12     13     70     719     35     100   149.6   0.29   1.95   2271     5382     34     180     38     18     80     740     35     99.5   149.6   0.27   2.00   2334     5428     35     183     39     19     79     761     35     100.8   0   -     -     -     -     -     -     54     782     35     100.1   0   2.76   0.10   980     4930     12     13     0     8     53     803     35     99.7   150   1.67   1.07   1344     4074     8     97     5     9     17     时间     (min)  液体给  料速率  (ml/min)     压力     (psig)     O2     流速     (sccm)   GI   (wt％)   Gly   (wt％)     HCHO     (ppm)     HCOOH     (ppm)    NMG    (ppm)     NFG     (ppm)    AMPA    (ppm)   MAMPA   (ppm)   排气中   的CO2   ％     824     35     100.2     150   0.65   1.71     2002     5269     20     148     17     12     59     845     35     100.2     150   0.55   1.79     2218     5499     24     151     23     14     68     979     35     99.6     199.8   0.02   1.93     2271     4947     20     174     832     32     44     1047     35     100     199.8   0.38   1.90     2342     5881     29     152     25     20     43     1067     35     100     199.8   0.19   2.05     2532     5723     34     162     50     22     56     1086     35     99.9     199.8   0.17   2.02     2663     5615     35     164     57     25     57     1106     35     100     199.8   0.19   2.02     2703     5584     36     163     55     25     56     1126     35     100.2     199.8   0.19   2.05     2797     5672     37     165     54     26     55     1145     35     100.1     199.8   0.22   1.99     2783     5551     37     158     48     24     54     1165     35     100.1     199.8   0.23   1.99     2813     5567     36     161     45     26     54     1186     35     100.1     199.8   0.24   2.01     2835     5605     35     158     44     25     53     1205     35     100     199.8   0.25   2.01     2880     5592     36     162     45     25     53     1225     35     100.2     199.8   0.25   2.00     2839     5535     35     158     43     24     52     1244     35     100.1     199.8   0.25   1.96     2809     5478     35     156     43     23     53     1274     20     100.1     199.8   0.00   2.05     1740     4227     8     197     444     92     52     1296     20     100     199.8   0.00   2.07     1955     4675     16     208     439     86     48     1317     20     100     199.8   0.00   2.05     1872     4701     12     172     439     92     48     1337     20     99.8     199.8   0.00   2.05     1688     4991     15     213     402     87     47     1354     20     100.2     199.8   0.00   2.07     2005     4982     14     217     417     86     46     1374     20     100.3     199.8   0.00   2.10     2122     5160     19     219     418     72     46     1444     20     99.9     199.8   0.00   2.09     2183     5228     21     220     369     93     44     时间     (min)     液体给     料速率     (ml/min)     压力     (psig)     O2     流速     (sccm)   GI   (wt％)   Gly   (wt％)     HCHO     (ppm)     HCOOH     (ppm)    NMG    (ppm)     NFG     (ppm)   AMPA   (ppm)   MAMPA   (ppm)   排气中   的CO2   ％     1464     20     99.5     199.8   0.00   2.10     2127     5183     17     224     407     89     44     1484     35     100     199.8   0.22   2.05     2966     5982     50     184     69     30     47     1504     35     100.1     199.8   0.28   1.95     2930     5759     37     163     38     28     49     1524     35     99.8     199.8   0.34   1.93     3041     5728     48     158     38     22     47     1544     35     100     199.8   0.36   1.99     3003     5685     30     150     38     22     47     1564     35     99.4     199.8   0.15   2.15     2965     5668     34     162     63     27     57     1584     35     100     199.8   0.26   2.00     3027     5687     45     167     46     27     52     1604     35     100.2     199.8   0.26   2.00     3020     5647     39     165     44     26     50     1624     35     129.7     199.8   0.15   2.07     3116     5613     42     168     68     30     51     1644     35     130     199.8   0.14   2.07     3146     5571     41     169     70     30     51     1664     35     130.1     199.8   0.16   2.06     3166     5599     41     168     63     30     50     1684     35     129.9     199.8   0.15   2.07     3199     5626     41     170     64     30     50     1704     35     129.8     199.8   0.16   2.07     3179     5640     41     168     58     30     49     1724     35     130     199.8   0.17   2.06     3189     5674     40     165     58     27     48     1744     35     129.8     199.8   0.19   2.02     3178     5669     41     164     54     28     48     1764     35     129.8     199.8   0.20   2.00     3179     5625     41     163     52     26     47     1784     35     130     199.8   0.30   1.99     2839     5551     31     161     55     22     52     1804     35     130.2     199.8   0.20   2.01     2657     5350     30     159     68     31     56     1824     35     130     199.8   0.10   2.14     2844     5516     31     177     100     38     56     1844     35     130     199.8   0.10   2.13     2822     5474     30     337     99     37     57     1864     35     130     150   0.20   2.05     2711     5517     35     313     64     29     62   时间   (min)   液体给   料速率   (ml/min)   压力   (psig)   O2   流速   (sccm)   GI   (wt％)   G1y   (wt％)   HCHO   (ppm)     HCOOH     (ppm)    NMG    (ppm)     NFG     (ppm)    AMPA    (ppm)    MAMPA    (ppm)   排气中   的CO2   ％   1884     35   129.9   150   0.23   2.08   2754     5580     30     314     42     23     65   1904     35   130.4   150   0.36   1.90   2561     5336     32     274     36     20     66   1924     35   129.4   150   0.43   1.89   2691     5498     31     275     33     18     64   1944     35   130   150   0.22   2.09   2583     5419     40     314     77     31     73   1964     35   130   150   0.28   1.99   2789     5505     35     294     42     22     68   1984     35   130.2   150   0.27   1.98   2885     5510     35     292     43     23     65   2004     35   129.9   150   0.27   1.99   2926     5529     34     295     42     25     64   2024     35   130.1   150   0.24   2.02   2960     5525     37     301     44     27     63   2044     35   130.2   150   0.25   2.04   2989     5607     35     313     44     25     62   2064     35   129.7   150   0.30   1.98   2995     5549     34     299     40     21     62   2084     35   129.9   150   0.28   1.99   3033     5588     35     305     40     23     61   2104     20   130.4   200   0.18   2.10   2637     5240     25     307     229     62     54   2124     20   130   200   0.00   2.12   2078     4637     13     283     634     93     48   2144     20   129.7   200   0.00   2.20   2171     4975     14     332     686     114     46   2164     20   129.8   200   0.00   2.12   2299     5001     24     219     606     100     45   2184     20   129.7   200   0.00   2.13   2237     4955     20     230     692     110     46   2204     20   130.1   200   0.00   2.14   2260     5044     19     238     695     123     46   2224     20   130.4   200   0.00   2.12   2319     5014     23     230     662     111     45   2244     20   129.7   200   0.00   2.14   2386     5142     25     235     644     116     44   2264     20   129.9   200   0.00   2.12   2525     5172     34     231     516     124     42   2284     20   130   150   0.00   2.19   2428     5249     24     244     595     116     49   时间   (min)     液体给     料速率     (ml/min)   压力   (psig)   O2   流速   (sccm)   GI   (wt％)   Gly   (wt％)   HCHO   (ppm)     HCOOH     (ppm)    NMG    (ppm)     NFG     (ppm)    AMPA    (ppm)     MAMPA     (ppm)   排气中   的CO2   ％   2304     20   130.3   150   0.01   2.10   2396     5058     31     225     460     89     53   2324     20   129.8   150   0.03   1.89   2401     4766     40     182     285     72     52   2344     20   129.7   150   0.01   2.15   2565     5195     37     231     377     84     51   2364     20   129.9   150   0.01   2.13   2490     5064     34     225     403     89     54   2384     20   129.9   150   0.01   2.10   2382     4983     30     224     444     88     55   2404     20   129.7   150   0.01   2.17   2409     5063     26     228     450     84     54   2424     20   129.7   150   0.01   2.18   2501     5178     30     234     418     83     54   2444     20   130.3   150   0.01   2.14   2668     5358     47     231     328     75     52

实施例32：NPMIDA在Pt/Fe/C催化剂的存在下连续氧化为草甘膦

本实施例举例说明了NPMIDA在Pt/Fe/C多相颗粒催化剂的存在下 在搅拌釜反应器中连续氧化为草甘膦。该实验设计用于模拟可能在连 续氧化反应器系统的第一反应区中占主导的条件。

实验在与实施例29中所用类似的连续反应器系统中进行，其中反 应器包含1000mL Hastelloy C高压釜。反应器装有具有1.25”直径放 射状六片透平叶轮的搅拌器。反应器中的液体水平使用与实施例21中 所用类似的水平指示器来监控。利用内部冷却螺管来控制反应过程中 反应器内的温度。

在操作过程中，向反应器中连续进给含有NPMIDA的含水淤浆原料 和氧气流。氧通过位于叶轮附近的玻璃滤器引入到反应介质中。含有 草甘膦产物的液体产物流通过玻璃滤器连续从反应器排出，该滤器使 加到反应器的任何催化剂保留在反应介质中。将产物气流(含有CO2和未反应氧)连续从反应器顶空排出。

给到反应器的含水淤浆原料包含NPMIDA(9.9wt％)，草甘膦 (1.3wt％)，甲醛(3600重量ppm)和甲酸(6200重量ppm)。催化剂 通过与以上实施例17中所述类似的方法来制备，并且包含负载在颗粒 碳载体上的铂(5wt％)和铁(0.5wt％)。连续反应器系统以与实施例21 中所述类似的方式来开始运转，其中反应器以间歇方式起动，此后不 久起动经过系统的液体流。操作条件在以下表38中总结。液体产物用 HPLC分析。连续氧化的分析数据在以下表39中给出。

表38

实施例32的操作条件的总结 反应器中的催化剂浓度： 1wt％ 搅拌器RPM： 1000 液体流量： 35mL/min 压力： 100psig 氧气流速： 630sccm 温度： 100℃ 反应物质量： 725g 叶轮类型： 放射状(1.25”)

            表39

     实施例32的氧化结果  时间(min)     NPMIDA     (wt％)     草甘膦     (wt％)     60     0.12     5.16     90     0.05     6.34     151     0.03     3.64     181     0.32     6.06     211     0.35     6.33     241     0.34     6.23     271     0.27     6.06     301     0.32     6.22     331     0.31     6.22     362     0.28     6.25     392     0.29     6.08     422     0.30     6.22     452     0.25     6.17     482     0.03     5.59     512     0.01     4.03     542     0.04     4.42     573     0.18     4.84     603     0.15     5.69     633     0.23     5.85     663     0.32     6.37

实施例33：NPMIDA在Pt/Fe/C催化剂的存在下连续氧化为草甘膦

本实施例举例说明了NPMIDA在Pt/Fe/C多相颗粒催化剂的存在下 在搅拌釜反应器中连续氧化为草甘膦。该实验设计用于模拟可能在连 续反应器系统的第二反应区中占主导的条件。

实验在与实施例29中所用类似的连续反应器系统中进行，其中反 应器包含1000mL Hastelloy C高压釜。反应器装有具有1.25”直径放 射状六片透平叶轮的搅拌器。反应器中的液体水平使用与实施例21中 所用类似的水平指示器来监控。利用内部冷却螺管来控制反应过程中 反应器内的温度。

在操作过程中，将含有NPMIDA的含水淤浆原料和氧气流连续引入 到反应器系统。氧通过位于叶轮附近的玻璃滤器引入到反应介质中。 含有草甘膦产物的液体产物流通过玻璃滤器连续从反应器排出，该滤 器使加到反应器的任何催化剂保留在反应介质中。将产物气流(含有 CO2和未反应氧)连续从反应器顶空排出。

含水淤浆原料含有NPMIDA(1.9wt％)，草甘膦(6.7wt％)，甲醛(2400 重量ppm)，甲酸(4600重量ppm)，NMG(280重量ppm)，AMPA(400 重量ppm)和MAMPA(200重量ppm)。催化剂通过与以上实施例17中所 述类似的方法来制备，并且包含负载在颗粒碳载体上的铂(5wt％)和铁 (0.5wt％)。连续反应器系统以与实施例21中所述类似的方式来开始运 转，其中反应器在起动经过系统的液体流之前以间歇方式起动，该液 体流此后不久起动。操作条件在以下表40中总结。液体产物用HPLC 分析。连续氧化的分析数据在以下表41中给出。

表40

实施例33的操作条件的总结 反应器中的催化剂浓度： 1wt％ 搅拌器RPM： 1000 液体流量： 60.4mL/min 压力： 变量(参阅数据) 氧气流速： 变量(参阅数据) 温度： 100℃ 反应物质量： 725g 叶轮类型： 放射状(1.25”)

                                 表41

                          实施例33的氧化结果   时间   min   压力   (psig)   O2流量   (sccm)    NPMIDA    (wt％)    草甘膦    (wt％)    HCHO    (ppm)     HCOOH     (ppm)   0   100   225    1.52    5.72    951     2822   60   100   225    0.48    7.55    1127     4404   121   100   225    0.47    7.62    1219     4419   181   100   225    0.46    7.57    1272     4442   241   100   225    0.45    7.63    1301     4434   302   100   225    0.45    7.74    1351     4590   362   100   315    0.19    7.68    1467     4230   422   100   315    0.10    7.65    1518     3739   482   100   315    0.10    7.77    1633     3756   543   100   315    0.10    7.77    1684     3714   603   100   315    0.11    7.75    1671     3741   663   99   315    0.10    7.78    1724     3721   724   100   292    0.13    7.75    1706     3840   784   100   292    0.13    7.84    1758     3905   844   100   292    0.13    7.76    1748     3908   904   100   292    0.11    7.81    1608     3884   965   100   292    0.11    7.75    1659     3901   1025   100   292    0.11    7.91    1703     3973   1085   100   292    0.11    8.05    1819     4108   1145   100   270    0.15    7.82    1681     4120   1206   100   270    0.14    7.74    1687     4438   1266   100   270    0.16    7.52    1850     4063   1326   100   270    0.13    7.42    1754     3962   1748   100   247    0.64    6.77    1566     4025   1809   100   247    0.65    7.70    1572     4266   1869   100   247    0.65    7.52    1545     4313   1929   100   247    0.67    7.54    1612     4473   1989   100   247    0.63    7.50    1620     4436   2050   100   247    0.59    7.59    1640     4500   2110   100   225    0.59    7.18    1562     4321   2170   100   225    0.68    7.50    1639     4517   2261   100   225    0.66    7.60    1659     4551   2351   100   225    0.59    7.41    1677     4519   2411   100   360    0.16    7.86    1907     4157   2472   100   360    0.16    7.86    2039     4040   2532   100   360    0.10    7.89    2028     3664   2592   100   360    0.09    7.98    2045     3635   2653   100   360    0.10    7.82    2150     3628   2713   70   360    0.11    8.47    2036     4008   2773   71   360    0.08    7.55    1338     2920

实施例34：NPMIDA在Pt/Fe/C催化剂的存在下连续氧化为草甘膦

本实施例举例说明了NPMIDA在Pt/Fe/C多相颗粒催化剂的存在下 在固定床反应器中连续氧化为草甘膦。本实验设计用于模拟固定床反 应器的小的初始段，其中气体和液体原料同向进入。

实验在包含立式不锈钢管式反应器的连续反应器系统中进行 (2.2cm内径；61.5cm长度；215mL容积)。气体和液体原料在上部进 入管式反应器并向下流经反应器。在反应器中填充催化剂(50g)和玻璃 拉西环(6mm)的混合物。催化剂在1/8英寸碳颗粒载体上包含2wt％铂 和0.2wt％铁。用热水原料将反应器加热到约90℃和用氮气升至约 100psig的压力。在反应器达到90℃的温度之后，停止水和氮气流， 再起动液体原料和氧气原料。

液体原料在90℃下给到反应器的顶部，包含含有NPMIDA(3.00wt％) 和甲酸(0.54wt％)的含水淤浆原料。将氧气给到反应器的顶部，其中反 应器压力保持在100psig。液体和氧给料速率在以下表42中所示的四 个实验系列中变化。在各实验中，让系统平衡至少半小时，之后在柱 出口收集样品并分析甲酸和草甘膦。

                                    表42

                  实施例34的在不同操作条件下的流出物分析 液体流量(ml/min)  氧流量(sccm)     ％草甘膦     ％甲酸     ％甲醛     100     100     0.11     0.47     ～0.011     100     200     0.13     0.46     ～0.014     50     100     0.24     0.38     ～0.018     25     100     0.41     0.33     ～0.026

实施例35：NPMIDA在具有催化剂再循环和结晶器再循环的串联的 两个搅拌釜反应器中连续氧化为草甘膦

本实施例举例说明了NPMIDA在包含串联分级的两个搅拌釜反应器 的连续反应器系统中，在多相颗粒催化剂淤浆的存在下连续氧化为草 甘膦。反应器系统类似于图30中所示的反应器系统。两个搅拌釜反应 器(R1和R2)如在实施例24中所述，只是R2的叶轮构型不以 DISPERSIMAX模式操作。使用包含平行过滤器体的反冲过滤器系统， 从由R2排出的反应混合物流出物中连续过滤催化剂，再将分离的催化 剂循环到R1。在结晶器(30L)中，从滤液中回收结晶的N-(膦酰基甲 基)甘氨酸产物，再将来自结晶器的母液循环到R1。

通过与以上实施例17中所述类似的方法制备多相颗粒催化剂，并 且包含负载在颗粒碳载体上的铂(5wt％)和铁(0.5wt％)。在该实施例中， 将颗粒多相催化剂从R1转移到R2，来自R1的流出物包括一些夹带的 气体。随反应器流出物离开R2的催化剂在反冲过滤器中分离，并循环 到R1。反冲催化剂过滤器还用作来自R2的流出物的液气分离器。将 来自反冲催化剂过滤器的滤液输送到结晶器，用于回收结晶的N-(膦 酰基甲基)甘氨酸产物。来自结晶器的所得母液用于反冲催化剂过滤器 体和与分离的催化剂再循环到R1。

R1和R2的操作条件总结在表43中。R1和R2首先如表43中所示 那样加料，氧与NPMIDA原料同时引入。NPMIDA原料包含含有约12.5％ 到约15％NPMIDA的含水淤浆原料和来自催化剂过滤器的再循环母液， 获得给到R1的有效总原料。首先以4.3wt％引入给到R1的有效总原料， 以后增加到5.2wt％。在整个试验中加入氧化铋，以增加甲酸破坏速率。 氧化铋以间歇方式加入到R1(每次添加～5mg)和通过加入到NPMIDA 淤浆原料(4-25mg/20kg NPMIDA淤浆)中以连续方式添加。氧化铋 添加到淤浆原料中的频率和量列于表44中。通过HPLC分析给到R1的 含水淤浆原料(包括来自与催化剂一起再循环的结晶器母液中的组 分)，R1反应器流出物和R2反应器流出物。HPLC分析结果在表45 中提供。

表43

实施例35的连续氧化反应器系统的操作条件 初始反应器加料 R1  R2 催化剂 0.8wt％  0.8wt％ NPMIDA 0.8wt％  0.3wt％ 草甘膦 5.0wt％  5.0wt％ 甲醛 500ppm  500ppm 甲酸 2000ppm  2000ppm 水 2700ml  1500ml 操作条件 催化剂浓度1 0.8-1.4wt％  0.8-1.4wt％ 搅拌器RPM 1000  600 给到R1的总液体流量 147.4g/min  147.4g/min 压力 100psig  100psig 氧 900-1700sccm  120-700sccm 温度 95℃-100℃  95℃-100℃ 反应物质量 2950g  1725g 叶轮类型 放射状(2”)2  放射状(2”)2 NPMIDA淤浆流速 50g/min  NA RML流速3 97.4ml/min  NA

1、初始催化剂加料是0.8wt％。在运行过程中，催化剂载量在69 小时增加到1.0wt％，在119小时增加到1.2wt％，和在143小时增加到 1.4wt％。

2、在沿液柱向上的约半程处的搅拌器轴上安装向下泵送叶轮。

3、结晶器母液(RML)用来反冲催化剂过滤器和将过滤的催化剂与 RML一起返回到R1。

                  表44

     加到反应器系统的氧化铋的频率和量 经过时间(hr)  氧化铋添加 19.4  12.5mg与50mL H2O一起加到R1 19.6  4.2mg加到20kg NPMIDA淤浆原料中 46.2  12.7mg与50ml H2O一起加到R1中 102.3  12.8mg与50ml H2O一起加到R1中  4.7mg加到20kg NPMIDA淤浆原料中 139.3  12.4mg与50ml H2O一起加到R1中  4.1mg加到20kg NPMIDA淤浆原料中 159.3  13.3mg与50ml H2O一起加到R1中  4.0mg加到20kg NPMIDA淤浆原料中 165.7  16.4mg与50ml H2O一起加到R1中  16.9mg加到20kg NPMIDA淤浆原料中 172.0  25mg加到20kg NPMIDA淤浆原料中 215.9  12.3mg加到20kg NPMIDA淤浆原料中 370.7  16.7mg加到20kg NPMIDA淤浆原料中

                                       表45  实施例35的分析结果     经过     时间     (hr)              有效总R1原料                         R1排料                  R2排料     NPMIDA     (wt％)   Gly   (wt％)  HCHO  (ppm)     HCOOH     (ppm)     NPMIDA     (wt％)     Gly     (wt％)     HCHO     (ppm)     HCOOH     (ppm)     NPMIDA     (wt％)   Gly   (wt％)   HCHO   (ppm)   HCOOH   (ppm)     9.0     12.1     16.9     18.0     20.5     22.0     27.0     30.0     30.7     34.5     36.0     39.0     46.0     47.3     48.3     50.7     56.5     59.0     62.1     65.0     69.5     71.5     4.4     4.31     4.30     4.30     4.33     4.34     4.31     4.32     4.31     4.27     4.29     4.30     4.36     4.42     4.39     4.44     4.35     4.37     4.32     4.29     5.18     5.20   1.07   1.08   1.12   1.03   1.03   1.13   2.27   2.54   2.57   2.43   2.42   2.44   2.55   2.46   2.44   2.76   2.59   2.51   2.51   2.54   2.53   2.65   417   408   497   492   480   494   269   310   311   406   432   459   483   429   405   552   518   591   649   704   577   600     1775     1857     2179     2179     1853     2082     1368     1491     1646     1882     1887     1969     2176     1677     1864     2225     1827     2165     2284     2213     1805     1898     0.62     0.36     0.32     0.34     0.57     0.52     0.45     0.48     0.44     0.12     0.18     0.19     0.52     0.74     0.64     0.45     0.09     0.15     0.22     0.17     0.21     0.35     3.86     3.88     4.10     4.04     4.35     4.20     4.62     5.31     5.34     5.51     5.37     5.67     5.65     5.88     5.44     5.50     5.35     5.21     5.18     5.22     5.42     5.74     841     927     984     951     1010     943     1035     1196     1178     1282     1332     1049     1660     1567     1382     1505     1566     1700     1760     1890     1402     1574     3058     3446     3507     3664     2941     2790     3147     3331     3369     3156     3299     3704     4224     3528     2809     3417     2807     3368     3495     3634     2211     2468     0.54     0.24     0.18     0.19     0.29     0.32     0.23     0.26     0.21     0.09     0.14     0.19     0.41     0.62     0.54     0.26     0.00     0.06     0.10     0.06     0.19     0.22   3.96   3.98   4.13   3.80   3.81   4.18   4.53   5.54   5.61   5.41   5.40   5.45   5.88   5.55   5.47   5.61   5.64   5.32   5.36   5.42   5.38   5.88   449   417   418   401   354   406   445   596   567   824   920   1017   1106   909   819   805   724   993   1087   1178   710   881   3147   3448   3416   3414   2213   3058   2911   3364   3347   3364   3381   3684   4447   2608   3297   3245   2113   3359   3520   3718   2215   2735     75.0     77.5     80.8     5.27     5.25     5.25   2.74   2.74   2.63   612   612   616     2134     1828     1802     0.56     0.44     0.46     5.08     5.84     5.75     1577     1666     1717     3240     3256     3406     0.40     0.27     0.26   6.06   6.06   5.90   958   952   961   3704   2503   2436     经过     时间     (hr)               有效总R1原料                   R1排料                   R2排料     NPMIDA     (wt％)  Gly  (wt％)   HCHO   (ppm)     HCOOH     (ppm)     NPMIDA     (wt％)     Gly     (wt％)     HCHO     (ppm)     HCOOH     (ppm)     NPMIDA     (wt％)   Gly   (wt％)   HCHO   (ppm)   HCOOH   (ppm)     84.0     87.0     91.0     93.0     97.7     105.0     107.0     109.0     111.0     116.0     129.5     134.0     135.5     140.3     142.0     144.6     152.5     153.5     156.5     158.3     160.5     5.27     5.27     5.26     5.26     5.24     5.23     5.24     5.24     5.24     5.19     5.27     5.27     5.41     5.23     5.21     5.20     5.23     5.19     5.19     5.19     5.24  2.85  2.63  2.47  2.74  2.69  2.61  2.64  2.63  2.59  2.68  2.66  2.58  2.65  2.84  2.78  2.84  2.62  2.63  2.72  2.61  2.71   663   656   687   752   898   968   1001   1031   1031   1213   1328   1332   1310   1268   1248   849   1026   1046   1135   1168   1150     2114     2004     1933     2122     2684     2210     2388     2242     2242     2620     3239     2880     2872     3477     3364     3154     3065     2580     2962     2920     2696     0.50     0.46     0.45     0.45     0.45     0.42     0.48     0.52     0.52     0.46     0.70     0.76     1.14     0.52     0.39     0.25     0.34     0.37     0.46     0.48     0.63     5.84     5.92     6.03     6.10     5.94     5.79     5.77     5.80     5.80     6.02     5.91     5.72     5.62     6.34     6.07     6.29     5.67     5.67     5.84     5.85     5.86     1680     1735     1924     1967     2248     2195     2265     2255     2255     2634     2952     3014     2848     3494     3429     1751     2330     2317     2729     2747     2750     3328     3288     3173     3706     4651     3791     3935     3697     3697     4379     6163     5731     4719     5613     5113     4150     3998     4048     5120     5363     5035     0.31     0.29     0.23     0.23     0.19     0.21     0.24     0.26     0.26     0.14     0.42     0.43     0.96     0.15     0.09     0.03     0.16     0.14     0.16     0.14     0.32   6.47   5.56   5.37   6.37   6.20   6.11   5.95   6.16   6.03   6.15   6.05   5.78   6.02   6.53   6.30   6.52   5.70   5.75   6.07   5.66   6.06   1089   979   1012   1251   1569   1478   1558   1629   1629   1976   2400   2415   2336   2604   2529   1058   1711   1724   2011   2132   2066   3437   2897   2906   3605   4428   3276   3403   3480   3480   4163   6449   5125   5095   5308   4891   4117   3788   3726   5137   4980   4156     161.5     163.5     167.1     170.0     173.0     176.3     5.19     5.18     5.22     5.14     5.12     5.15  2.78  2.89  2.73  2.77  2.64  2.68   1135   1192   1261   1431   1484   1528     2729     3068     3250     3625     3346     3489     0.51     0.54     0.67     0.45     0.28     0.56     6.09     6.13     5.50     5.93     5.27     5.50     2670     2844     2659     3133     3099     3175     4389     5696     5220     5555     4459     5094     0.15     0.10     0.28     0.03     0.01     0.12   6.32   6.73   6.14   6.45   5.73   5.95   2010   2219   2476   2474   2564   2649   4277   5528   6197   5485   4327   5136  经过  时间  (hr)              有效总R1原料                     R1排料                   R2排料     NPMIDA     (wt％)  Gly  (wt％)  HCHO  (ppm)     HCOOH     (ppm)     NPMIDA     (wt％)     Gly     (wt％)     HCHO     (ppm)     HCOOH     (ppm)     NPMIDA     (wt％)   Gly   (wt％)   HCHO   (ppm)   HCOOH   (ppm)  179.8  183.5  188.0  189.5  190.5  196.0  199.0  201.5  203.5  205.5  207.5  209.5  211.5  219.5  221.5  223.5  225.5  227.5     5.15     5.17     5.15     5.14     5.14     5.14     5.14     5.14     5.13     5.14     5.13     5.14     5.14     5.14     5.14     5.15     5.16     5.15  2.74  2.73  2.64  2.60  2.62  2.60  2.62  2.70  2.65  2.63  2.90  2.77  2.69  2.64  2.91  2.64  2.71  2.79  1280  1306  1244  1624  1601  1624  1601  1559  1525  1517  1448  1492  1453  1287  1273  1272  1262  1254     3225     3247     3043     2184     1858     2184     1858     1600     1522     1439     1130     1010     932     585     538     530     489     473     0.55     0.74     0.54     0.37     0.38     0.37     0.38     0.28     0.29     0.30     0.23     0.28     0.27     0.28     0.37     0.35     0.42     0.39     5.78     5.93     5.61     5.97     5.99     5.97     5.99     5.74     6.01     5.95     5.95     6.10     5.64     5.81     5.86     5.95     5.98     5.78     3222     3308     3143     3165     3109     3165     3109     2889     3001     2871     2819     2929     2774     2554     2605     2558     2573     2500     4716     4556     3924     3278     3059     3278     3059     2528     2260     2104     1786     1839     1736     1234     1227     1146     1144     1122     0.11     0.19     0.14     0.09     0.09     0.09     0.09     0.08     0.07     0.10     0.06     0.10     0.10     0.07     0.10     0.09     0.12     0.10   6.16   6.13   5.78   6.12   6.03   6.12   6.03   6.24   6.11   6.05   6.15   6.34   6.05   6.02   6.03   5.97   6.12   6.40   2587   2684   2455   2481   2417   2481   2417   2305   2241   2210   2065   2224   2082   1858   1860   1846   1869   1841   4164   4245   3491   3057   2358   3057   2358   2110   1898   1590   1319   1275   986   819   748   751   688   629  229.5  231.5  233.5  242.5  244.0  245.5  248.0  249.3  250.3     5.12     5.15     5.16     5.16     5.16     5.20     5.14     5.16     5.17  2.58  2.82  2.81  2.64  2.50  2.82  2.81  2.81  2.79  1222  1222  1214  1131  1105  1186  1150  1165  1162     165     429     425     326     313     314     303     304     303     0.36     0.39     0.40     0.51     0.56     0.71     0.48     0.45     0.52     5.95     6.09     6.05     5.91     5.98     6.07     5.95     5.74     6.10     2505     2550     2514     2372     2416     2441     2458     2310     2409     1028     948     902     867     791     791     746     699     787     0.08     0.11     0.12     0.09     0.11     0.25     0.03     0.10     0.13   5.70   6.36   6.32   5.85   5.36   6.43   6.41   6.41   6.34   1806   1844   1816   1597   1499   1796   1660   1717   1707   608   595   581   495   450   469   432   432   429  经过  时间  (hr)               有效总R1原料                      R1排料                   R2排料     NPMIDA     (wt％)   Gly   (wt％)   HCHO   (ppm)    HCOOH    (ppm)     NPMIDA     (wt％)     Gly     (wt％)     HCHO     (ppm)    HCOOH    (ppm)     NPMIDA     (wt％)  Gly  (wt％)  HCHO  (ppm)    HCOOH    (ppm)  251.5  256.0  258.0  260.0  262.0  267.0  270.0  271.0  273.2  273.8  275.5  277.0  278.2  281.5  284.5     5.18     5.16     5.17     5.16     5.15     5.30     5.25     5.20     5.21     5.21     5.21     5.18     5.19     5.20     5.19   2.75   2.88   2.87   2.83   2.79   2.70   2.84   2.87   2.87   2.83   2.90   2.87   2.89   2.79   2.71   1150   1101   1108   1093   1091   1062   1080   1069   1071   1076   1107   1100   1163   1186   1162     287     254     310     300     249     213     222     224     247     231     237     270     240     281     244     0.58     0.60     0.81     0.73     0.71     1.33     1.12     0.95     0.90     0.90     0.93     0.91     0.94     0.92     0.87     5.72     5.66     5.91     5.78     5.77     5.29     5.88     5.91     5.93     5.82     5.68     6.28     5.95     6.08     6.04     2250     2166     2239     2234     2270     2049     2226     2243     2207     2235     2167     2240     2339     2505     2630     701     625     651     612     640     531     587     685     586     640     596     590     632     729     708     0.16     0.03     0.11     0.06     0.07     0.55     0.35     0.19     0.20     0.23     0.20     0.12     0.11     0.12     0.07  6.17  6.43  6.50  6.35  6.41  6.00  6.51  6.60  6.61  6.48  6.72  6.61  6.76  6.39  6.09  1663  1619  1693  1638  1674  1645  1710  1669  1675  1696  1809  1785  1852  1936  1847    370    391    429    394    395    315    349    358    440    383    406    527    422    571    437  287.5  292.5  301.0  335.5  339.8  344.0  347.5  351.5  353.8  357.5  359.5  368.0     5.19     5.13     5.27     5.50     5.10     5.11     5.12     5.12     5.11     5.16     5.13     5.15   2.69   2.64   2.65   1.14   1.34   1.41   1.44   1.42   1.44   2.94   2.83   2.70   1179   1177   979   191   226   235   285   297   314   807   789   881     269     241     166     82     74     38     68     69     75     216     192     201     0.84     0.20     0.92     1.85     0.15     0.48     0.33     0.28     0.30     0.44     0.29     0.34     6.02     5.87     5.30     3.64     4.84     5.25     4.96     5.18     5.11     6.34     6.27     5.96     2693     2679     1839     1200     1654     1824     1867     2003     2115     2417     2553     2792     745     653     406     505     518     480     528     474     753     757     943     694     0.07     0.07     0.45     1.48     0.01     0.04     0.09     0.07     0.05     0.16     0.04     0.13  6.03  5.96  5.86  4.21  4.92  5.20  5.30  5.24  5.29  6.74  6.34  5.85  1908  1718  1259  703  833  868  1050  1096  1157  1558  1490  1831    529    378    200    302    273    142    252    255    276    364    278    309   经过   时间   (hr)              有效总R1原料                     R1排料                      R2排料     NPMIDA     (wt％)  Gly  (wt％)   HCHO   (ppm)    HCOOH    (ppm)     NPMIDA     (wt％)     Gly     (wt％)     HCHO     (ppm)     HCOOH     (ppm)     NPMIDA     (wt％)   Gly   (wt％)   HCHO   (ppm)     HCOOH     (ppm)   370.5   373.5   375.0   378.3   380.5   383.5   387.5   389.5   391.0   392.0   395.0   398.0     5.14     5.17     5.17     5.14     5.14     5.34     5.20     5.22     5.28     5.26     5.19     5.16  2.91  2.95  2.78  2.76  2.79  2.87  2.86  2.82  2.91  2.91  2.83  2.76   894   986   1425   1437   1425   1853   1868   1953   2002   2061   2101   2153     227     224     270     238     226     272     275     308     334     286     324     344     0.34     0.51     0.43     0.32     0.21     0.95     0.25     0.53     0.72     0.59     0.31     0.34     6.65     6.49     6.46     6.05     6.13     6.57     6.09     5.89     6.05     6.41     6.19     6.17     2897     3084     3131     3273     3229     3829     3652     3833     4118     4047     4022     4219     950     542     976     940     1021     1031     842     1370     1358     1336     1036     1519     0.09     0.19     0.12     0.03     0.00     0.59     0.07     0.22     0.42     0.32     0.10     0.09   6.64   6.77   6.44   6.34   6.48   6.55   6.55   6.43   6.74   6.73   6.62   6.47   1877   2216   2291   2334   2290   3052   2787   3115   3295   3273   3221   3353     406     394     563     444     402     397     476     476     574     485     582     649   399.5   401.5   405.0   407.0   409.6   412.0   413.5   416.5     5.16     5.15     5.21     5.20     5.20     5.14     5.15     5.13  2.78  2.78  2.88  2.87  2.70  2.66  2.67  2.68   2184   2265   2383   2409   2493   2438   2497   2553     396     494     563     635     708     723     747     985     0.33     0.38     0.65     0.61     0.53     0.27     0.36     0.39     6.13     6.19     6.21     6.30     6.40     5.66     5.71     5.78     4262     4323     4337     4492     4498     4230     4355     4371     1286     1570     1470     1922     1926     1874     2236     2351     0.07     0.09     0.27     0.25     0.17     0.02     0.07     0.06   6.53   6.37   6.63   6.58   5.84   6.04   6.09   6.17   3466   3609   3731   3830   3854   3601   3819   3911     840     1005     937     1202     1360     1387     1477     1804

实施例36：NPMIDA在具有催化剂再循环和结晶器再循环的串联的 两个搅拌釜反应器中连续氧化为草甘膦

本实施例举例说明了在包含利用多相颗粒催化剂淤浆的串联分级 的两个搅拌釜反应器的连续反应器系统中，NPMIDA连续氧化为N-(膦 酰基甲基)甘氨酸。反应器系统与图31中所示的反应器系统类似。两 个搅拌釜反应器(R1和R2)如在以上实施例35中所述。使用包含平 行过滤器体的反冲过滤器系统，从由R2排出的反应混合物流出物连续 过滤催化剂，再将分离的催化剂再循环到R1。在结晶器(30L)中从 滤液回收结晶的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物，再将来自结晶器的母液 再循环到R1。另外，将一部分结晶器母液作为流出物稀释物流(75- 100mL/min)加入到来自R2的流出物中，以便减少引入到反冲过滤器 的R2流出物中的草甘膦浓度，从而减少可能的结晶问题。还有，反应 系统还包含催化剂存放罐(具有向上泵送叶轮的500mL Hastelloy C 高压釜)，它收集重新引入到R1之前的分离的催化剂。催化剂存放罐 在没有水平控制的情况下操作，并且催化剂淤浆可以从容器的顶部排 出。

多相颗粒催化剂通过类似于以上实施例17中所述的方法来制备， 并且包含负载在颗粒碳载体上的铂(5wt％)和铁(0.5wt％)。在本实施例 中，颗粒多相催化剂从R1转移到R2，来自R1的流出物包括一些夹带 的气体。随反应器流出物离开R2的催化剂在反冲过滤器中分离，并送 到催化剂存放罐和再循环到R1。反冲催化剂过滤器也用作R2流出物 的液气分离器。来自反冲催化剂过滤器的滤液被送到结晶器，用于回 收结晶的N-(膦酰基甲基)甘氨酸产物。来自结晶器的所得母液用于反 冲催化剂过滤器体，作为通入催化剂过滤器体的R2流出物的稀释液， 并与分离的催化剂一起再循环到R1。

R1和R2的操作条件在表46中总结。首先R1和R2如表46中所示 那样加料，并且氧与NPMIDA原料同时引入。NPMIDA原料包含含有约 20到约20.5％NPMIDA的含水淤浆原料和来自催化剂过滤器的再循环 母液，得到给到R1的有效总原料。给到R1的有效总原料首先以7wt％ 引入和后来增加到7.7wt％。在整个运行中加入氧化铋，以增加甲酸破 坏速率。氧化铋通过加入到NPMIDA淤浆原料(3-12mg/20kg NPMIDA 淤浆)中以连续方式添加。氧化铋添加到淤浆原料的频率和量列于表 47中。通过HPLC分析给到R1的含水淤浆原料(包括来自与催化剂一 起再循环的结晶器母液中的组分)，R1反应器流出物和R2反应器流 出物。HPLC分析结果在表48中提供。

                        表46

                 实施例36的操作条件 初始反应器加料 R1 R2 催化剂 1.6wt％ 1.6wt％ 水 2400ml 2400ml 操作条件 催化剂浓度1 1.6-2.2wt％ 1.6-2.2wt％ 搅拌器RPM 1000 1000 给到R1的总液体流量 147.4g/min 147.4g/min 压力 100psig 100psig 氧 1200-2750sccm 350-1200sccm 温度 105℃-110℃ 105℃-110℃ 反应物质量 2950g 2950g 叶轮类型 放射状(2”)2 放射状(2”)2 NPMIDA淤浆流速 50g/min NA RML流速3 97.4ml/min NA

1、初始催化剂加料是1.6wt％。在运行过程中，催化剂载量在344 小时增加到1.7wt％，在354小时增加到1.8wt％，在356小时增加到 1.9wt％，在359小时增加到2.0wt％，在363小时增加到2.1wt％和在 366小时增加到2.2wt％。

2、在沿液柱向上的约半程处的搅拌器轴上安装向下泵送叶轮。

3、使用结晶器母液(RML)来反冲催化剂过滤器并将过滤的催化剂 与RML一起返回到R1。

                   表47

    氧化铋加到NPMIDA淤浆原料中的频率和量     经过时间     (hr)     氧化铋添加量     (加到20kg NPMIDA淤浆原料中)     9.8     3mg     20.5     6mg     34.3     9mg     44.0     18mg     89.4     12mg     98.0     3mg     204.9     6mg     225.1     3mg     274.3     12mg

                                                              表48  实施例36的分析结果     经过     时间     (hr)               有效总R1原料                    R1排料                    R2排料     NPMIDA     (wt％)   Gly   (wt％)   HCHO   (ppm)     HCOOH     (ppm)     NPMIDA     (wt％)     Gly     (wt％)     HCHO     (ppm)     HCOOH     (ppm)     NPMIDA     (wt％)   Gly   (wt％)   HCHO   (ppm)   HCOOH   (ppm)     2.2     5.5     8.5     11.5     14.5     17.5     20.5     23.5     26.5     28.0     30.0     31.0     33.0     35.0     36.5     37.5     40.0     43.0     44.8     46.3     48.0     51.0     8.03     6.85     6.86     6.85     6.84     7.01     7.12     7.13     7.01     6.99     7.00     6.92     6.89     6.87     6.87     6.87     7.73     7.75     7.75     7.77     7.79     7.84   1.84   1.71   2.55   2.85   2.28   2.67   2.72   2.87   3.00   2.93   2.96   2.80   2.76   2.75   2.66   2.78   2.72   2.87   2.86   2.79   2.89   3.69   185   53   71   97   95   146   188   213   201   193   204   215   217   226   270   299   423   419   726   761   768   1033     1338     515     742     1044     1079     1441     1746     2115     1854     1827     1941     1888     1721     1888     1885     2138     2844     3330     3316     3106     3357     4607     3.50     1.00     1.10     1.01     0.64     1.44     1.60     1.30     1.06     1.04     1.01     1.31     1.09     0.99     0.94     0.88     1.35     1.45     1.28     1.72     1.44     1.22     4.47     6.14     6.33     7.05     6.89     6.38     6.22     6.82     7.39     6.79     6.88     6.81     6.45     6.78     6.67     6.92     6.84     6.78     6.69     6.99     7.00     7.16     682     712     743     842     817     849     837     892     904     951     973     1022     975     1198     1422     1617     1867     1871     2207     2216     2309     2348     3378     3816     3742     4090     3927     4142     4323     4732     4871     4147     4621     6357     4210     4748     4872     5403     6272     6615     6247     6140     6196     5807     3.03     0.20     0.22     0.17     0.12     0.74     0.70     0.49     0.13     0.06     0.10     0.18     0.13     0.06     0.05     0.05     0.21     0.20     0.19     0.29     0.35     0.16   4.54   6.88   6.84   7.56   7.48   7.06   6.86   7.43   7.67   7.38   7.50   7.57   7.36   7.50   7.10   7.62   6.99   7.57   7.50   7.20   7.64   7.92   456   215   230   247   216   399   388   385   298   267   311   385   345   392   576   694   727   696   1262   1405   1437   1379   3303   2073   2564   2609   2398   3494   3458   3674   2414   2303   2779   3050   2629   2761   2747   3804   5318   5672   5180   4303   5353   4709     53.0     54.8     56.0     7.83     7.94     7.90   3.64   3.46   3.00   1002   1066   933     4423     4513     3216     1.29     1.94     2.04     6.66     8.07     6.92     2323     2234     2304     5481     5273     5384     0.09     0.57     0.57   7.70   7.24   7.84   1249   1497   1557   3940   3870   4666  经过  时间  (hr)               有效总R1原料                      R1排料                   R2排料   NPMIDA   (wt％)   Gly   (wt％)   HCHO   (ppm)     HCOOH     (ppm)     NPMIDA     (wt％)     Gly     (wt％)     HCHO     (ppm)     HCOOH     (ppm)     NPMIDA     (wt％)   Gly   (wt％)   HCHO   (ppm)   HCOOH   (ppm)  57.0  58.5  60.5  62.5  64.0  65.5  67.0  68.0  69.0  71.0  73.3  75.5  77.8  79.5  81.0  82.5  84.0  86.8  88.5  90.0  91.5   7.85   7.86   7.85   7.81   7.82   7.87   7.78   7.79   7.81   7.74   7.75   7.75   7.73   7.71   7.72   7.73   7.73   7.73   7.72   7.75   7.75   2.89   3.14   3.40   3.05   3.02   3.22   2.75   2.96   3.00   3.10   3.14   3.14   3.12   3.17   3.01   3.17   3.07   3.11   3.27   3.48   3.08   915   941   940   923   934   986   866   910   920   890   906   953   933   940   937   997   1003   1010   1092   1109   1159     2927     3065     3010     2729     2564     2829     2291     2616     2476     1969     1988     1960     1994     1725     1558     1709     1546 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  9.24   8.00   7.87   8.80   6.64   7.58   7.78   8.12   8.31   8.29   8.23   7.96   7.23   8.12   7.67   7.84   8.57   9.50   7.86   1473   1470   1468   1349   1401   1642   1085   1289   1334   1415   1493   1534   1441   1436   1421   1590   1616   1648   1739   1818   1907   3327   4184   3927   3329   2564   3791   1293   2801   2151   2796   2881   2773   2932   2264   1490   2294   1536   1364   2048   2129   2219  93.0  94.5  98.5  100.0  101.5  104.5   7.74   7.73   7.66   7.65   7.65   7.65   3.23   3.71   1.67   1.54   1.54   1.45   1152   1192   264   160   146   122     1340     1425     233     166     153     151     1.74     1.56     1.28     1.02     0.97     0.71     8.07     7.77     6.26     6.42     6.58     6.01     2971     3039     2256     1807     1718     1591     2964     2883     1985     1496     1927     1739     0.14     0.10     0.05     0.02     0.01     0.02   8.54   9.01   7.73   7.16   7.13   6.73   1874   1893   1227   742   678   566   1342   1899   1082   769   709   699  经过  时间  (hr)             有效总R1原料                      R1排料                     R2排料     NPMIDA     (wt％)   Gly   (wt％)   HCHO   (ppm)     HCOOH     (ppm)     NPMIDA     (wt％)     Gly     (wt％)     HCHO     (ppm)     HCOOH     (ppm)     NPMIDA     (wt％)   Gly   (wt％)     HCHO     (ppm)   HCOOH   (ppm)  107.5  111.5  113.0  114.2  115.5  118.5  121.5  124.5  127.5  133.5  136.5  139.5  142.5  145.5  149.0  152.0  155.0  158.5     7.68     7.75     7.75     7.84     7.75     7.77     7.79     7.73     7.82     7.71     7.70     7.77     7.88     7.77     7.72     7.71     7.72     7.71   1.42   1.54   2.70   3.10   3.23   3.25   3.48   3.09   3.61   3.22   3.40   3.55   3.50   3.60   3.52   3.34   3.62   3.98   118   130   190   237   305   288   555   507   719   835   906   1124   1045   1055   1100   1138   1165   1195     175     196     1 64     310     349     243     756     677     1064     1021     1090     1181     1064     1194     1359     1302     1354     1164     1.10     1.39     1.23     1.98     1.15     1.50     1.56     1.46     1.57     1.53     1.29     1.48     1.68     1.53     1.32     1.25     1.79     1.35     5.71     6.20     5.67     7.39     7.32     7.49     7.82     8.01     7.64     7.75     7.78     6.26     7.72     8.07     7.62     7.62     8.32     8.02     1439     1429     1337     1605     1662     1701     2111     2239     2283     2507     2634     2718     2733     2836     2949     3032     2989     3162     1698     1854     1717     2358     2044     1973     2604     2757     2755     2738     2961     1929     2985     2997     2913     2408     3128     2902     0.14     0.46     0.08     0.48     0.07     0.21     0.28     0.16     0.49     0.11     0.09     0.36     0.54     0.07     0.06     0.11     0.19     0.10   6.59   7.15   6.71   8.55   8.32   8.99   8.81   9.04   8.99   8.55   8.72   8.74   8.75   9.05   8.81   8.79   9.16   8.92     549     603     520     740     694     750     1093     1122     1249     1400     1494     2267     1690     1655     1773     1811     1864     1933   811   909   479   1156   833   647   1395   1404   1530   1583   1626   2129   1569   1557   1666   1602   1584   1641  161.5  164.5  167.5  172.0  175.0  178.0  181.0  184.0  186.5     7.70     7.73     7.71     7.74     7.72     7.69     7.69     7.70     7.78   3.47   3.13   3.38   2.93   3.07   2.91   2.91   3.01   2.81   1276   1324   1311   1427   1480   1474   1505   1525   1802     1193     1059     918     1173     1050     1159     1044     1058     2335     1.34     1.40     1.47     1.44     1.48     1.39     1.42     1.39     2.69     7.75     7.82     7.99     7.50     7.51     6.89     7.79     7.41     6.32     3174     3264     3378     3428     3555     3347     3573     3572     3714     3005     2969     3102     2731     2653     2254     2669     2670     6849     0.12     0.13     0.12     0.14     0.10     0.09     0.10     0.11     0.51   8.89 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    2461     407     524     1236     1256     4.05     1.76     2.04     0.91     1.51     2.24     1.85     1.93     1.50     1.68     1.59     0.76     1.12     1.20     1.51   6.45   6.65   7.25   6.13   6.92   7.04   7.01   7.02   6.88   6.91   6.99   6.99   7.01   7.53   7.51     3407     3365     3564     3720     3834     3462     4071     3577     4035     4039     3427     3674     2708     2934     3748     8082     4733     5706     4459     4230     4683     4994     4998     5101     5394     5187     2202     2686     3346     3631     1.24     0.15     0.29     0.04     0.11     0.19     0.22     0.25     0.13     0.15     0.14     0.03     0.13     0.11     0.17   7.99   7.53   8.20   7.09   7.55   7.59   7.03   7.70   8.13   7.94   7.43   6.71   7.24   8.46   8.31   3294   2552   2988   2525   2802   2732   3126   2892   3122   3284   2706   2484   1619   1820   2728   8694   3664   5327   2427   2741   3513   3839   3852   3909   4107   3819   1888   1724   2154   2246  242.0  245.5  248.0  250.0  252.3  255.0  258.0  261.0  262.5  264.0  270.0  273.0     7.73     7.74     7.72     7.72     7.69     7.70     7.72     7.72     7.73     7.73     7.73     7.71  2.93  3.00  3.00  2.96  3.08  3.17  2.92  2.98  2.97  2.92  2.93  3.01  1404  1778  1831  1834  1995  2045  1919  1909  1853  1905  1978  1646     1146     1657     1739     1733     1421     1699     1898     2016     2044     2125     2269     1713     1.48     1.44     1.47     1.57     1.47     1.60     1.57     1.54     1.76     1.83     1.86     1.81   7.14   7.19   7.24   8.02   7.53   7.64   7.39   7.24   7.30   7.41   7.15   6.97     3231     3758     3781     3875     4141     4102     3914     3935     3296     3858     3840     3081     3767     3684     3763     3928     4229     3635     4148     4109     4404     4367     441 5     4619     0.17     0.13     0.14     0.15     0.13     0.15     0.14     0.13     0.15     0.16     0.15     0.13   7.55   8.22   8.39   8.20   8.50   8.74   8.08   8.09   8.06   8.22   8.30   7.97   2192   2782   2867   2882   3190   3076   2778   2747   2490   2720   3062   2492   2064   2247   2397   2372   2405   2601   2428   2603   2731   2828   3498   3091   经过   时间   (hr)             有效总R1原料                   R1排料                   R2排料     NPMIDA     (wt％)  Gly  (wt％)  HCHO  (ppm)     HCOOH     (ppm)    NPMIDA    (wt％)     Gly     (wt％)     HCHO     (ppm)     HCOOH     (ppm)     NPMIDA     (wt％)   Gly   (wt％)   HCHO   (ppm)   HCOOH   (ppm)   276.0   279.0   282.0   285.0   288.0   291.0   294.0   297.0   300.0   303.0   306.0   309.0     7.72     7.72     7.74     7.69     7.70     7.69     7.69     7.70     7.69     7.71     7.71     7.68  2.95  2.94  2.99  2.96  2.98  2.92  2.89  2.88  2.89  2.86  2.85  2.80  1637  1646  1973  1807  1781  1809  1823  1836  1828  1889  1875  1874     1751     2020     1741     1438     1464     1371     1357     1377     1358     1468     1453     1356     1.87     1.95     1.67     1.53     1.46     1.55     1.52     1.82     1.71     1.93     1.72     1.60     6.95     6.90     7.02     7.23     7.13     7.10     7.13     6.98     6.85     6.87     6.65     6.70     3062     3049     3093     3444     3498     3520     3666     3632     3525     3617     3538     3573     4531     4576     3462     3660     3683     3793     3750     3747     3640     3802     3657     3731     0.16     0.14     0.16     0.08     0.10     0.11     0.10     0.14     0.11     0.14     0.11     0.09   7.99   7.99   8.05   8.11   7.97   8.03   7.96   7.92   7.95   7.78   7.71   7.72   2471   2514   2450   2547   2654   2756   2790   2849   2815   2868   2803   2904   3038   2600   2548   2352   2359   2450   2399   2492   2406   2505   2435   2512   312.0   315.0   318.0   321.0   324.0   327.0   330.0   333.0   337.0   339.5   342.5   344.0   346.0   348.0   350.3     7.70     7.70     7.72     7.72     7.73     7.73     7.74     7.78     7.75     7.75     7.75     7.75     7.71     7.72     7.71  2.80  2.89  2.85  2.84  2.82  2.94  2.95  3.05  3.07  2.97  3.07  3.07  2.97  3.01  2.97  2117  2106  2115  2150  2173  2187  2382  2777  2848  2798  2782  2776  2462  2506  2386     2129     1744     2025     2177     2207     2244     1790     1942     1987     2025     2105     2564     2316     2515     2328     1.96     1.85     2.21     2.24     2.21     2.27     2.46     2.52     2.19     2.35     2.39     2.37     1.56     1.98     1.90     6.83     6.94     6.89     6.73     6.69     6.69     6.76     6.67     7.20     6.66     6.98     6.90     7.34     7.00     7.19     3902     3946     3933     3864     3857     3805     4069     4864     5059     4770     4905     4860     4418     4454     4624     3753     3545     3772     3918     3817     4088     4402     4586     4908     4719     4929     5242     4337     5019     4795     0.13     0.10     0.16     0.16     0.15     0.17     0.23     0.21     0.15     0.20     0.18     0.17     0.08     0.12     0.11   8.04   8.96   8.23   8.20   8.27   8.19   8.14   8.48   8.35   8.06   8.36   8.43   8.16   8.34   8.17   3223   3459   3299   3313   3321   3317   3536   4232   4237   4152   4240   4198   3386   3593   3614   2603   2368   2731   2989   2920   3221   3297   3341   3434   3552   3636   3899   2732   3655   3321  经过  时间  (hr)             有效总R1原料                   R1排料                   R2排料     NPMIDA     (wt％)  Gly  (wt％)  HCHO  (ppm)     HCOOH     (ppm)     NPMIDA     (wt％)   Gly   (wt％)     HCHO     (ppm)     HCOOH     (ppm)     NPMIDA     (wt％)   Gly   (wt％)   HCHO   (ppm)   HCOOH   (ppm)  352.3  354.3  356.3  358.3  365.O  367.0  368.0     7.71     7.70     7.68     7.67     7.68     7.65     7.65  3.00  3.05  2.97  3.04  3.48  3.91  3.87  2441  2531  2289  2021  1358  1266  1217     2387     1888     1874     1415     998     1063     1101     1.95     2.13     1.39     1.05     1.13     1.13     1.24   6.96   7.03   7.62   8.15   8.47   8.33   8.31     4594     4941     4250     4080     3195     2825     2475     4764     4936     4101     3814     3102     3149     3257     O.13     0.14     0.06     O.03     0.02     0.02     0.02   8.27   8.27   8.53   8.49   7.95   8.94   9.08   3869   3839   3191   2685   1949   1612   1737   3596   3312   2754   2026   1597   1647   1898

实施例37：NPMIDA在使用Pt/Fe/C催化剂的固定床反应器中连续 氧化为草甘膦

本实施例举例说明了NPMIDA在Pt/Fe/C多相颗粒催化剂的存在下， 在固定床反应器中连续氧化为草甘膦。本实验设计用于模拟气体和液 体原料同向进入的固定床反应器的一小段。

实验在包含立式不锈钢管式反应器(1.56cm内径，60.5cm长度， 116ml体积)的连续反应器系统中进行。气体和液体原料流在顶部进入 管式反应器并向下流经反应器。反应器含有Pt/Fe/C催化剂(42.3g)， 该催化剂包含负载在长度为约1mm到约9mm、直径1.2mm的挤出碳载 体上的铂(2wt％)和铁(0.2wt％)。用加热的水原料将反应器加热到90℃ 和用氮气升至150psig的压力。在反应器温度达到90℃之后，停止水 和氮气流，再起动液体和氧给料。

液体原料(50ml/min)包含含有NPMIDA(1.92wt％)，草甘膦 (1.89wt％)，甲酸(0.26wt％)和甲醛(0.15wt％)的含水淤浆原料。将氧 (200sccm)给到反应器的顶部，压力保持在150psig。在连续操作10 天之后，反应器产物的分析显示甲醛0.15％，甲酸0.26％和草甘膦 2.53％。

实施例38：NPMIDA使用Pt/Fe/C催化剂在固定床反应器中连续氧 化为草甘膦

本实施例举例说明了NPMIDA在Pt/Fe/C多相颗粒催化剂的存在下， 在气体和液体反应物同向上流的固定床反应器中连续氧化为草甘膦。

实验在包含如实施例37所述的立式不锈钢管式反应器的连续氧化 反应器系统中进行，只是反应物向上流经反应区。反应器含有Pt/Fe/C催化剂(42.3g)，该催化剂包含负载在长度为约1mm到约9mm、直径 1.2mm的挤出碳载体上的铂(2wt％)和铁(0.2wt％)。用加热的水原料将 反应器加热到90℃和用氮气升至150psig的压力。在反应器温度达到 90℃之后，停止水和氮气流，再起动液体和氧给料。

液体原料(50ml/min)包含含有NPMIDA(1.80wt％)，草甘膦 (2.19wt％)，甲酸(0.26wt％)和甲醛(0.14wt％)的含水淤浆原料，并在 90℃下给到反应器的底部。将氧(200sccm)给到反应器的底部，压力保 持在150psig。在连续操作19小时之后，反应器产物的分析显示甲醛 0.13％，甲酸0.16％和草甘膦2.42％。

实施例39：NPMIDA钾盐在使用Pt/Fe/C催化剂的液体和气体反应 物同向上流的固定床反应器中连续氧化为草甘膦钾盐

本实施例举例说明了NPMIDA钾盐在Pt/Fe/C多相颗粒催化剂的存 在下，在液体和气体反应物同向上流的固定床反应器中连续氧化为草 甘膦钾盐。

实验在包含如实施例37中所述的立式不锈钢管式反应器的连续氧 化反应器系统中进行，只是反应物向上流经反应区。反应器含有 Pt/Fe/C催化剂(42.3g)，该催化剂包含负载在长度为约1mm到约9mm、 直径1.2mm的挤出碳载体上的铂(2wt％)和铁(0.2wt％)。用加热的水原 料将反应器加热到90℃和用氮气升至150psig的压力。在反应器温度 达到90℃之后，停止水和氮气流，再起动液体和氧给料。

液体原料(50ml/min)包含含有NPMIDA钾盐(22.9wt％)，草甘膦 (0.09wt％)，甲酸(0.20wt％)和甲醛(0.14wt％)的含水淤浆原料，并在 90℃下给到反应器的底部。将氧(500sccm)给到反应器的底部，压力同 时保持在150psig。反应器产物的分析显示甲醛0.35％，甲酸0.20％和 草甘膦钾盐1.56％。

实施例40：Pt/Fe催化剂与Pt/Fe和Pt/Fe/Te催化剂的混合物的 比较

本实施例比较了在使用Pt/Fe多相颗粒催化剂的连续氧化反应器 系统中的NPMIDA-草甘膦的转化与在使用Pt/Fe和Pt/Fe/Te多相颗 粒催化剂的混合物的连续氧化反应器系统中的NPMIDA-草甘膦的转 化。

反应在利用2L Hastelloy C高压釜(Autoclave Engineers Inc， Pittsburgh，PA)的连续反应器系统中进行。反应器装有具有1.25” 直径6片透平叶轮的搅拌器，它在1600RPM下操作。使用具有聚四氟 乙烯涂层的传感元件的Drexelbrook Universal IIITM Smart LevelTM 监控反应器中的液体水平。利用内部冷却螺管来控制反应过程中反应 器内的温度。

在第一个实验中，在反应器中加入Pt/Fe多相颗粒催化剂(2.18g) 和含水淤浆原料(1448g)。催化剂包含铂(5wt％)和铁(0.5wt％)。含水淤 浆原料包含NPMIDA(3.5wt％)，草甘膦(1.5wt％)，甲醛(1200重量ppm)， 和甲酸(2500重量ppm)。淤浆原料还含有NaCl(580重量ppm)，以模 拟NaCl杂质。

用氮气将反应器加压到100psi，并加热到100℃。一旦达到该温度， 在没有任何液体流通过系统的情况下将连续的氧气流进给反应器。在 9分钟之后，以70.4g/min的流率起动连续淤浆原料，并如在以下表 49中所述继续进给氧气流。从反应器中连续排出含有草甘膦产物的液 体产物流，通过HPLC分析。氧化结果也在表49中提供。

在第二个实验中，在反应器中加入Pt/Fe多相颗粒催化剂(1.09g)， Pt/Fe/Te多相颗粒催化剂(1.09g)和含水淤浆原料(1455g)。Pt/Fe催 化剂包含铂(5wt％)和铁(0.5wt％)，而Pt/Fe/Te催化剂包含铂(5wt％)， 铁(0.5wt％)和碲(0.2wt％)。含水淤浆原料包含NPMIDA(3.5wt％)，草甘 膦(1.5wt％)，甲醛(1200重量ppm)，和甲酸(2500重量ppm)。淤浆原 料还含有NaCl(580重量ppm)，以模拟NaCl杂质。

用氮气将反应器加压到100psi，并加热到100℃。一旦达到该温度， 在没有任何液体流通过系统的情况下将连续的氧气流进给反应器。在 19分钟之后，以70.4g/min的流率起动连续淤浆原料，并如在以下表 50中所述继续进给氧气流。从反应器中连续排出含有草甘膦产物的液 体产物流，通过HPLC分析。第二个实验的氧化结果也在表50中提供。

                                         表49  Pt/Fe催化剂的氧化结果(实验1)     经过时间     (min)     O2流量     (sccm)     给料     NPMIDA     (wt％)     排料     NPMIDA     (wt％)     给料     草甘膦     (wt％)     排料     草甘膦     (wt％)     给料     CH2O     (ppm)     排料     CH2O     (ppm)     给料     HCOOH     (ppm)     排料     HCOOH     (ppm)     77.0     300.0     3.49     0.82     1.51     3.47     1098.9     2083.9     2118.7     4385.0     147.0     300.0     3.49     0.52     1.51     3.23     1098.9     1674.8     2118.7     4653.9     205.0     300.0     3.49     0.80     1.51     3.49     1098.9     2195.2     2118.7     4206.5     280.0     300.0     3.49     0.84     1.51     3.48     1098.9     2215.4     2118.7     4167.7     1212.0     300.0     3.49     1.07     1.51     3.40     1098.9     2344.2     2118.7     3991.1     1378.0     300.0     3.49     1.18     1.51     3.40     1098.9     2361.3     2118.7     3973.1     1447.0     300.0     3.49     1.17     1.51     3.38     1098.9     2347.3     2118.7     4008.4     1618.0     300.0     3.49     1.26     1.51     3.35     1098.9     2323.1     2118.7     3985.8     1795.0     300.0     3.49     1.35     1.51     3.31     1098.9     2356.2     2118.7     3896.4     2683.0     300.0     3.49     1.39     1.51     3.27     1098.9     2316.2     2118.7     3861.0     2789.0     300.0     3.49     1.45     1.51     3.30     1098.9     2353.9     2118.7     3871.0     2885.0     300.0     3.49     1.53     1.51     3.25     1098.9     2310.5     2118.7     3796.1     3071.0     450.0     3.49     0.98     1.51     3.43     1098.9     2520.4     2118.7     3935.2     3180.0     700.0     3.49     0 88     1.51     3.55     1098.9     2653.0     2118.7     4086.1

                                    表50  Pt/Fe和Pt/Fe/Te催化剂的氧化结果(实验2)   经过时间   (min)    O2流量    (sccm)    给料    NPMIDA    (wt％)    排料    NPMIDA    (wt％)     给料     草甘膦     (wt％)     排料     草甘膦     (wt％)    给料    CH2O    (ppm)    排料    CH2O    (ppm)    给料    HCOOH    (ppm)    排料    HCOOH    (ppm)   48.0    315.0    3.25    0.82     1.60     3.18    1222.1    940.17    2299.6    3757.3   156.0    330.0    3.25    0.75     1.60     3.15    1222.1    1087.2    2299.6    3975.6   210.0    365.0    3.25    0.57     1.60     3.27    1222.1    1200.9    2299.6    4114.4   281.0    410.0    3.25    0.46     1.60     3.39    1222.1    1306.9    2299.6    4182.9   339.0    410.0    3.25    0.67     1.60     3.35    1222.1    1306.5    2299.6    4191.2   626.0    400.0    3.25    0.92     1.60     3.30    1222.1    1385.2    2299.6    4081.0   1295.0    425.0    3.25    1.10     1.60     3.15    1222.1    1289.0    2299.6    3910.2   1424.0    450.0    3.25    1.16     1.60     3.14    1222.1    1341.6    2299.6    3951.3   1548.0    450.0    3.25    1.13     1.60     3.07    1222.1    1292.0    2299.6    3948.4   1648.0    450.0    3.25    1.16     1.60     3.17    1222.1    1264.6    2299.6    3916.0   1762.0    450.0    3.25    1.26     1.60     3.11    1222.1    1234.7    2299.6    3964.7   1820.0    500.0    3.25    1.08     1.60     3.08    1222.1    1200.8    2299.6    4065.8   2749.0    500.0    3.25    1.78     1.60     2.76    1222.1    1079.1    2299.6    3927.5   2857.0    500.0    3.25    1.92     1.60     2.75    1222.1    1065.1    2299.6    3926.3   2986.0    500.0    3.25    1.69     1.60     2.68    1222.1    1031.1    2299.6    3910.7   3118.0    500.0    3.25    1.81     1.60     2.64    1222.1    1009.7    2299.6    3892.2

本发明不局限于以上实施方案，并且可以进行各种各样的变化。以 上优选实施方案包含实施例的叙述，仅用来使本领域技术人员熟悉本 发明、它的原则和它的实际应用，使得本领域技术人员可以以最适合 于特定用途要求的多种形式采用和应用本发明。

至于整个说明书(包括以下的权利要求书)中使用的词语包含， 申请人要指出的是，除非文中另有要求，这些词语根据基本和清楚的 理解来使用，它们应该被解释为开放式内含，而非封闭式排他，并且 申请人希望在整个说明书中的这些词语中的每一个都如此解释。

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