CN110105186B - 一种制备烯酮类化合物的方法 - Google Patents

Abstract

本发明涉及烯酮类化合物生产领域，公开了一种制备烯酮类化合物的方法，该方法包括以下步骤：(1)将载气、低碳烃以及羧酸和/或有机酸酐进行预热；(2)在高温裂解条件下，将步骤(1)预热后的物料进行高温裂解反应；(3)将步骤(2)得到的高温裂解反应产物进行分离。本发明提供的方法在相同的生产负荷下，烯酮类化合物的收率更高，反应器内积碳更少，且在相同的运行周期下，设备能耗更低，生产成本更低。

Description

一种制备烯酮类化合物的方法

技术领域

本发明涉及烯酮类化合物生产领域，具体涉及一种制备烯酮类化合物的方法。

背景技术

酮类化合物(RR’＝C＝O)是一种重要的有机合成中间体，它的分子结构具有高度的不饱和性，可发生加成、分解和聚合等反应，是多种精细化学品的生产原料。针对烯酮类化合物的制备，研究者分别提出了脂肪酸、脂肪酸酐的高温裂解、α-酰卤化合物的脱卤等合成方法，其中，α-酰卤化合物的脱卤存在步骤复杂、溶剂用量大、副产物多等问题。目前工业上多采用脂肪酸或脂肪酸酐高温热裂解制备烯酮化合物

美国Delware大学在专利文件US5475144A、US6232504B1披露了一种用于脂肪酸脱水制备烯酮的高比表面积(>100m²/g)二氧化硅催化剂。二氧化硅表面经过羟基化处理后，对异丁酸热裂解制二甲基乙烯酮(DMK)有较好的催化剂效果，可将异丁酸裂解反应的温度显著降低200-300℃，异丁酸转化率提高至80％，DMK收率提高至75％。这是现有技术中DMK收率所能达到的最高水平，但是仍然不能解决DMK进一步裂解导致的积碳及其造成催化剂的失活问题。

Eastman化学公司在专利申请US2936324A、US5169994A和US5258556A中披露了以异丁酸酐(ANIB)为原料，不加入催化剂，通过控制热裂解反应温度为350-600℃，反应绝对压力3.0-70kPa，停留时间0.05-10s，使得ANIB转化率可达到80％以上，DMK单程可达40％左右的收率。与Eastman化学公司相似，Arkema也在专利文件US7435856B2，CN100439311C中披露以异丁酸酐(ANIB)为原料，通过热裂解制备DMK的方法。中国石油天然气股份有限公司在专利申请CN105732354A报道了相似的热裂解制备DMK的方法，该专利申请考虑了采用异丁酸为热裂解原料，由于异丁酸裂解反应的活性远低于异丁酸酐，采用的热裂解温度会更高。在异丁酸原料与惰性气体的体积比为1/10-1/5的条件下，通过固定床裂解反应器进行裂解反应得到DMK，随后在同一聚合釜中将裂解后得到的DMK在溶液中直接进行聚合，制得2,2,4,4-四甲基-1,3-环丁二酮。该专利申请的创新点是将裂解后的产物直接二聚，减少了设备投入，取消了洗涤塔或吸收塔，避免了吸收液的大量消耗及能量损失。但在异丁酸和异丁酸酐的热裂解过程中，相关转化率和收率指标较低，限制了该技术的推广应用。

综上所述，虽然行业内研究者对脂肪酸或脂肪酸酐的高温热裂解技术进行了不断改进创新(开发新型催化剂、缩短停留时间、DMK直接聚合等)，但仍未能解决烯酮类化合物进一步裂解导致的副产物、积碳等问题，因而烯酮类化合物单程收率较低，生产成本较高。

发明内容

本发明的目的是为了克服现有技术存在的烯酮类化合物进一步裂解导致的副产物、积碳问题，提供一种制备烯酮类化合物的方法，该方法在相同的生产负荷下，烯酮类化合物的收率更高，反应器内积碳更少，且在相同的运行周期下，设备能耗更低，生产成本更低。

为了实现上述目的，本发明提供一种制备烯酮类化合物的方法，该方法包括以下步骤：

(1)将载气、低碳烃以及羧酸和/或有机酸酐进行预热；

(2)在高温裂解条件下，将步骤(1)预热后的物料进行高温裂解反应；

(3)将步骤(2)得到的高温裂解反应产物进行分离。

优选地，所述低碳烃选自甲烷、乙烷、乙烯、丙烯和丙烷中的至少两种。

本发明的发明人在研究过程中发现，以羧酸和/或有机酸酐为原料制备烯酮类化合物时，在进料中通入低碳烃，不但可以减少副产物的生成、克服积碳的问题，还可以提高烯酮类化合物的收率，且在相同的运行周期下，设备能耗更低，生产成本更低，优选情况下，当所述低碳烃选自甲烷、乙烷、乙烯、丙烯和丙烷中的至少两种时，更有利于进一步减少副产物的生成，进一步减少积碳。

本发明提供的制备烯酮类化合物的方法具有如下优势：

(1)本发明提供的方法具有较高的烯酮收率，且裂解副产物少；

(2)本发明提供的方法在相同生产负荷下，反应器内积碳更少，在相同的运行周期下，设备能耗更低，生产成本更低。

附图说明

图1是本发明提供的一种具体实施方式的制备烯酮类化合物的流程示意图。

附图标记说明

1 预热器 2 高温裂解反应器

3 冷凝器 4 气液分离器

5 凝液储罐 6 吸收塔

7 吸收液储罐 8 尾气吸收装置

9 深冷单元

具体实施方式

在本文中所披露的范围的端点和任何值都不限于该精确的范围或值，这些范围或值应当理解为包含接近这些范围或值的值。对于数值范围来说，各个范围的端点值之间、各个范围的端点值和单独的点值之间，以及单独的点值之间可以彼此组合而得到一个或多个新的数值范围，这些数值范围应被视为在本文中具体公开。

本发明提供一种制备烯酮类化合物的方法，该方法包括以下步骤：

(1)将载气、低碳烃以及羧酸和/或有机酸酐进行预热；

(2)在高温裂解条件下，将步骤(1)预热后的物料进行高温裂解反应；

(3)将步骤(2)得到的高温裂解反应产物进行分离。

本发明提供的方法在进料中通入低碳烃，不但可以减少副产物的生成、克服积碳的问题，还可以提高烯酮类化合物的收率，且在相同的运行周期下，设备能耗更低，生产成本更低。

根据本发明，优选地，所述低碳烃选自C1-C3的烯烃和C1-C3的烷烃中的至少一种；进一步优选地，所述低碳烃选自甲烷、乙烷、乙烯、丙烯和丙烷中的至少一种。

根据本发明的一种优选实施方式，所述低碳烃选自甲烷、乙烷、乙烯、丙烯和丙烷中的至少两种，更优选地，所述低碳烃同时含有烷烃(C1-C3的烷烃)和烯烃(C1-C3的烯烃)。具体地，所述低碳烃优选为甲烷和乙烯，或者所述低碳烃优选为乙烷和丙烯，或者所述低碳烃优选为乙烷、丙烯和丙烷。采用该中更优选的实施方式更有利于进一步减少副产物的生成，进一步减少积碳。

本发明对低碳烃中烷烃和烯烃的比例没有特别的限定，优选地，低碳烃中烷烃和烯烃的质量比为0.5-4：1，进一步优选为1.5-2.5：1。

本发明所述羧酸可以为本领域常规使用的各种可用于制备烯酮类化合物的羧酸，例如可以是C2-C8的一元羧酸和/或二元羧酸，优选地，所述羧酸为乙酸、异丁酸、己酸和辛酸中的至少一种，进一步优选地，所述羧酸为乙酸和/或异丁酸。本发明实施例中以乙酸和异丁酸为例进行示例性说明，本发明并不限于此。

本发明所述有机酸酐可以为本领域常规使用的各种可用于制备烯酮类化合物的有机酸酐，优选地，所述有机酸酐为上述羧酸对应的酸酐化合物。

优选地，所述有机酸酐为乙酸酐、异丁酸酐、己酸酐和辛酸酐中的至少一种，进一步优选地，所述有机酸酐为乙酸酐和/或异丁酸酐。本发明实施例中以异丁酸酐为例进行示例性说明，本发明并不限于此。

根据本发明提供的方法，所述载气用于混合、稀释所述羧酸和/或有机酸酐。优选地，所述载气为惰性气体，进一步优选为氮气、氩气、氦气和氖气中的至少一种。本发明实施例中以氮气为例进行示例性说明，本发明并不限于此。

根据本发明，优选地，所述预热使得低碳烃以及羧酸和/或有机酸酐中涉及的液态物质气化。根据本发明的一种优选实施方式，步骤(1)预热后的物料温度为230-400℃，优选为300-350℃。

根据本发明，所述预热可以在预热器中进行。

根据本发明的一种优选实施方式，以载气、低碳烃以及羧酸和/或有机酸酐的总量为基准，低碳烃的含量为1-35重量％，优选为5-15重量％，进一步优选为5-13重量％。采用该种优选实施方式，更有利于进一步减少副产物的生成，进一步减少积碳。

根据本发明，优选地，低碳烃与羧酸和/或有机酸酐的质量比为1-45：100，进一步优选为6-18：100。当步骤(1)进料中同时加入羧酸和有机酸酐，则低碳烃与羧酸和/或有机酸酐的质量比指的是低碳烃与羧酸和有机酸酐总量的质量比。

根据本发明，步骤(2)所述高温裂解反应可以在裂解反应器中进行。优选地，所述高温裂解条件包括：温度为300-900℃，优选为450-750℃；所述羧酸和/或有机酸酐的分压为10-100kPa，优选为10-80kPa，更优选为15-60kPa，所述分压是指绝对压力；物料停留时间为0.01-5s，优选为0.1-1s。

根据本发明，步骤(2)所述高温裂解反应可以在无催化剂条件下进行，也可以在催化剂存在条件下进行。优选地，步骤(2)所述高温裂解反应在催化剂存在条件下进行。所述催化剂可以为本领域常规使用的各种高温裂解反应用催化剂。具体地，所述催化剂可以选自金属氧化物催化剂和非金属氧化物催化剂中的至少一种。优选地，所述金属氧化物催化剂为MgO、ZnO和TiO₂中的至少一种。优选地，所述非金属氧化物催化剂为SiO₂和/或磷酸三乙酯。进一步优选地，步骤(1)预热后的物料的重时空速为1-100h^-1，优选为2-10h^-1。

步骤(2)高温裂解反应产物中含有目标产物烯酮类化合物、副产物、载气以及未反应的低碳烃、羧酸和/或有机酸酐，故本发明提供的方法还包括将步骤(2)得到的高温裂解反应产物进行分离以得到所述烯酮类化合物。本发明对所述分离没有特别的限定，只要能够得到所述烯酮类化合物即可，但从进一步降低生产成本，节约能耗的角度，优选步骤(3)所述分离包括：

1)将步骤(2)得到的高温裂解反应产物进行冷凝；

2)将步骤1)冷凝得到的气液混合物进行气液分离；

3)将步骤2)得到的含有烯酮类化合物的气相通过吸收剂进行吸收，得到含烯酮类化合物的吸收液和含有低碳烃、载气的气相组分。

步骤1)所述冷凝可以使得高温裂解反应产物中的重组分液化，优选所述冷凝为多级冷凝(例如二级冷凝)。

步骤2)将步骤1)冷凝得到的气液混合物进行气液分离(可以在气液分离器中进行)，得到富含烯酮类化合物的气相和液相，并将得到的液相转移至凝液储罐。

步骤3)将步骤2)得到的富含烯酮类化合物的气相通过吸收剂进行吸收，具体地，步骤3)在吸收塔中进行，富含烯酮类化合物的气相从塔底送入在吸收塔中与吸收剂逆流接触，进一步优选地，吸收剂的流量为5-20ml/min。

优选地，步骤3)中所述吸收塔的操作温度为100-130℃，优选为110-120℃，压力为1.5-3.5atm，优选为2-3atm。

优选地，步骤3)所述吸收剂为异丁酸异丁酯、1,4-环己基二甲酸二甲酯、丙酸乙酯和乙酸辛酯中的至少一种，进一步优选为异丁酸异丁酯和/或1,4-环己基二甲酸二甲酯。

为了实现低碳烃的有效利用，优选地，步骤(3)还包括：4)将所述气相组分中低碳烃和载气进行分离。步骤4)所述分离可以为任何能够将低碳烃和载气进行分离的方法，例如步骤4)所述分离可以为深冷分离、膜分离和变压吸附中的至少一种。采用该种优选实施方式，有利于进一步利用低碳烃。步骤4)分离得到的低碳烃可以为步骤(1)进料中未反应的低碳烃和/或高温裂解反应生成的副产物。

根据本发明，具体地，吸收塔塔底得到的吸收液可以转移至吸收液储罐。

根据本发明，优选地，步骤4)还包括：将所述气相组分进行尾气吸收后，再进行所述分离，所述尾气吸收可以进一步吸收气相组分中的CO和/或CO₂等气体。所述尾气吸收可以在本领域常规使用的各种尾气吸收装置(例如吸收罐)中进行。所述吸收罐中的吸收剂可以为甲醇、乙醇和甘油中的至少一种。

根据本发明，优选地，将步骤4)分离得到的低碳烃循环用于步骤(1)。本发明对循环用于步骤(1)的低碳烃没有特别的限定，可以根据具体情况进行选择，一般情况下，循环用于步骤(1)的低碳烃占步骤(1)低碳烃进料的5重量％以上。

以下将通过实施例对本发明进行详细描述。以下实施例和对比例的高温裂解反应均在实验室规模的连续高温裂解反应器中进行，高温裂解反应器由长50cm，内径10mm的不锈钢管构成。高温裂解反应管的加热方式为外加热。冷凝器的循环冷却水温度为30℃。所述分压、压力均指绝压。高温裂解反应器出口处接六通阀和在线气相色谱(双FID+TCD检测器，FFAP+PLOT色谱柱)检测高温裂解反应器出口组成。通过每次实验前后对高温裂解反应管进行称重，根据质量变化确定积碳量。

羧酸或有机酸酐的转化率＝羧酸或有机酸酐消耗的速率/羧酸或有机酸酐的进料速率；

烯酮类化合物的选择性＝(生成烯酮类化合物所消耗的反应物的质量/总消耗的反应物的质量的比例)×100％，所述反应物指的是羧酸和/或有机酸酐。

实施例1

如图1所示，将乙酸(纯度99％)、氮气、低碳烃(甲烷：乙烯质量比＝6:4)以70％/20％/10％的质量比混合后进入预热器1，混合物的质量流率为5.71g/min，经预热器1加热气化后温度升至350℃，然后通入高温裂解反应器2，其中反应温度为750℃，反应压力25kPa。反应后混合气经二级冷凝器3将重组分液化，冷凝后气液混合物进入气液分离器4将液相分离并转移至凝液储罐5，而富含乙烯酮(DK)的气相组分从底部进入吸收塔6。吸收塔操作温度为110℃，压力2atm，吸收剂为异丁酸异丁酯，流量5mL/min。两相逆流接触后，吸收液转移至吸收液储罐7，吸收塔塔顶气相组分依次送入尾气吸收装置8(吸收剂为乙醇)和深冷单元9，分离出低碳烃，分离得到的部分低碳烃送入预热器1入口循环利用。高温裂解反应器出口组成由在线气相色谱分析得到，其中乙酸转化率82.3％，DK选择性87.4％，甲烷收率3.5％，乙烯收率2.7％。连续反应10min后，高温裂解反应管壁积碳量0.21g。

对比例1

将乙酸(纯度99％)、氮气以77.77％/22.23％的质量比混合后进入预热器，混合物的质量流率为5.14g/min，经预热器1加热气化后温度升至350℃，然后通入高温裂解反应器，其中反应温度为750℃，反应压力25kPa。反应后混合气经二级冷凝器将重组分液化，冷凝后气液混合物进入气液分离器将液相分离并转移至凝液储罐，而富含乙烯酮的气相组分从底部进入吸收塔。吸收塔操作温度为110℃，压力2atm，吸收剂为异丁酸异丁酯，流量5mL/min。两相逆流接触后，吸收液转移至吸收液储罐，吸收塔塔顶气相组分依次送入尾气吸收装置(吸收剂为乙醇)和深冷单元。高温裂解反应器出口组成由在线气相色谱分析得到，其中乙酸转化率72％，DK选择性64％，甲烷收率6.9％，乙烯收率8.8％。连续反应10min后，高温裂解反应管壁积碳量0.38g。

实施例2

如图1所示，将异丁酸(纯度99％)、氮气、低碳烃(乙烷：丙烯质量比＝6:4)以70％/17.44％/12.56％的质量比混合后进入预热器1，混合物的质量流率为5.43g/min，经预热器1加热气化后温度升至330℃，然后通入高温裂解反应器2，其中反应温度为550℃，反应压力为40kPa。反应后混合气经二级冷凝器3将重组分液化，冷凝后气液混合物进入气液分离器4将液相分离并转移至凝液储罐5，而富含二甲基乙烯酮(DMK)的气相组分从底部进入吸收塔6。吸收塔操作温度为120℃，压力3atm，吸收剂为1,4-环己基二甲酸二甲酯，流量15mL/min。两相逆流接触后，吸收液转移至吸收液储罐7，吸收塔塔顶气相组分依次送入尾气吸收装置(吸收剂为甘油)和深冷单元，分离出低碳烃，分离得到的部分低碳烃送入预热器1入口循环利用。高温裂解反应器出口组成由在线气相色谱分析得到，其中，异丁酸转化率85％，DMK选择性88％，乙烷收率2％，丙烯收率3.2％，丙烷收率2.1％。连续实验10min后，反应管壁积碳量0.34g。

对比例2

将异丁酸(纯度99％)、氮气以80.05％/19.95％的质量比混合后进入预热器，混合物的质量流率为4.75g/min，经预热器加热气化后温度升至330℃，然后通入高温裂解反应器，其中反应温度为550℃，反应压力为40kPa。反应后混合气经二级冷凝器将重组分液化，冷凝后气液混合物进入气液分离器将液相分离并转移至凝液储罐，而富含二甲基乙烯酮(DMK)的气相组分从底部进入吸收塔。吸收塔操作温度为120℃，压力3atm，吸收剂为1,4-环己基二甲酸二甲酯，流量15mL/min。两相逆流接触后，吸收液转移至吸收液储罐，吸收塔塔顶气相组分依次送入尾气吸收装置(吸收剂为甘油)和深冷单元。高温裂解反应器出口组成由在线气相色谱分析得到，其中，异丁酸转化率72％，DMK选择性73％，乙烷收率4.5％，丙烯收率5.2％，丙烷收率3.7％。连续实验10min后，反应管壁积碳量0.47g。

实施例3

如图1所示，将异丁酸酐(纯度98％)、氮气、低碳烃(乙烷：丙烯：丙烷质量比＝4:3:3)以83.3％/11.7％/5％的质量比混合后进入预热器1，混合物的质量流率为6.0g/min，经预热器1加热气化后温度升至330℃，然后通入高温裂解反应器2，其中反应温度为450℃，反应压力为72kPa。反应后混合气经二级冷凝器3将重组分液化，冷凝后气液混合物进入气液分离器4将液相分离并转移至凝液储罐5，而富含二甲基乙烯酮(DMK)的气相组分从底部进入吸收塔6。吸收塔操作温度为117℃，压力3atm，吸收剂为1,4-环己基二甲酸二甲酯，流量20mL/min。两相逆流接触后，吸收液转移至吸收液储罐7，吸收塔塔顶气相组分依次送入尾气吸收装置(吸收剂为乙醇)和深冷单元，分离出低碳烃，分离得到的部分低碳烃送入预热器1入口循环利用。高温裂解反应器出口组成由在线气相色谱分析得到，其中，异丁酸酐转化率87％，DMK选择性83％，乙烷收率2.0％，丙烯收率2.8％，丙烷收率2.3％。连续实验10min后，反应管壁积碳量0.22g。

对比例3

将异丁酸酐(纯度99％)、氮气以87.7％/12.3％的质量比混合后进入预热器，混合物的质量流率为5.70g/min，经预热器加热气化后温度升至330℃，然后通入高温裂解反应器，其中反应温度为450℃，反应压力为72kPa。反应后混合气经二级冷凝器将重组分液化，冷凝后气液混合物进入气液分离器将液相分离并转移至凝液储罐，而富含二甲基乙烯酮(DMK)的气相组分从底部进入吸收塔。吸收塔操作温度为117℃，压力3atm，吸收剂为1,4-环己基二甲酸二甲酯，流量20mL/min。两相逆流接触后，吸收液转移至吸收液储罐，吸收塔塔顶气相组分依次送入尾气吸收装置(吸收剂为乙醇)和深冷单元。高温裂解反应器出口组成由在线气相色谱分析得到，其中，异丁酸酐转化率80％，DMK选择性74％，乙烷收率5.4％，丙烯收率6.3％，丙烷收率4.9％。连续实验10min后，反应管壁积碳量0.33g。

实施例4

按照实施例1的方法，不同的是，将甲烷：乙烯质量比＝6:4的低碳烃替换为甲烷。高温裂解反应器出口组成由在线气相色谱分析得到，其中乙酸转化率79.5％，DK选择性74.6％，甲烷收率3.2％，乙烯收率5.7％。连续反应10min后，高温裂解反应管壁积碳量0.29g。

实施例5

按照实施例1的方法，不同的是，将甲烷：乙烯质量比＝6:4的低碳烃替换为乙烯。高温裂解反应器出口组成由在线气相色谱分析得到，其中乙酸转化率77.1％，DK选择性71.7％，乙烯收率2.5％，甲烷收率4.6％。连续反应10min后，高温裂解反应管壁积碳量0.32g。

实施例6

按照实施例1的方法，不同的是，将甲烷：乙烯质量比＝6:4的低碳烃替换为甲烷：乙烷质量比＝6:4的低碳烃。高温裂解反应器出口组成由在线气相色谱分析得到，其中乙酸转化率75.2％，DK选择性70.9％，甲烷收率3.3％，乙烯收率6.4％。连续反应10min后，高温裂解反应管壁积碳量0.34g。

实施例7

按照实施例1的方法，不同的是，乙酸、氮气、低碳烃(甲烷：乙烯质量比＝6:4)的质量比为73.4％/21.6％/5％。高温裂解反应器出口组成由在线气相色谱分析得到，其中乙酸转化率78.5％，DK选择性72.1％，甲烷收率4.4％，乙烯收率5.1％。连续反应10min后，高温裂解反应管壁积碳量0.29g。

通过上述实施例和对比例的结果可以看出，采用本发明提供的方法制备烯酮类化合物，目标产物选择性高，副产物收率低，且本发明提供的方法在相同生产负荷下，反应器内积碳更少，在相同的运行周期下，设备能耗更低，生产成本更低。

以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于此。在本发明的技术构思范围内，可以对本发明的技术方案进行多种简单变型，包括各个技术特征以任何其它的合适方式进行组合，这些简单变型和组合同样应当视为本发明所公开的内容，均属于本发明的保护范围。

Claims (20)

1.一种制备烯酮类化合物的方法，该方法包括以下步骤：

(1)将载气、低碳烃以及羧酸和/或有机酸酐进行预热；

(2)在高温裂解条件下，将步骤(1)预热后的物料进行高温裂解反应；

(3)将步骤(2)得到的高温裂解反应产物进行分离；

其中，所述低碳烃选自C1-C3的烯烃和C1-C3的烷烃中的至少一种；

其中，所述羧酸为乙酸、异丁酸、己酸和辛酸中的至少一种；

其中，所述有机酸酐为乙酸酐、异丁酸酐、己酸酐和辛酸酐中的至少一种；

其中，以载气、低碳烃以及羧酸和/或有机酸酐的总量为基准，低碳烃的含量为1-35重量％；

其中，低碳烃与羧酸和/或有机酸酐的质量比为1-45：100。

2.根据权利要求1所述的方法，其中，所述低碳烃选自甲烷、乙烷、乙烯、丙烯和丙烷中的至少一种。

3.根据权利要求1或2所述的方法，其中，所述低碳烃选自甲烷、乙烷、乙烯、丙烯和丙烷中的至少两种。

4.根据权利要求1所述的方法，其中，所述载气为惰性气体。

5.根据权利要求4所述的方法，其中，所述载气为氮气、氩气、氦气和氖气中的至少一种。

6.根据权利要求1所述的方法，其中，以载气、低碳烃以及羧酸和/或有机酸酐的总量为基准，低碳烃的含量为5-15重量％。

7.根据权利要求1所述的方法，其中，低碳烃与羧酸和/或有机酸酐的质量比为6-18：100。

8.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤(1)预热后的物料温度为230-400℃。

9.根据权利要求8所述的方法，其中，步骤(1)预热后的物料温度为300-350℃。

10.根据权利要求1所述的方法，其中，所述高温裂解条件包括：温度为300-900℃；所述羧酸和/或有机酸酐的分压为10-100kPa，所述分压是指绝对压力；物料停留时间为0.01-5s。

11.根据权利要求10所述的方法，其中，所述高温裂解条件包括：温度为450-750℃；所述羧酸和/或有机酸酐的分压为10-80kPa；物料停留时间为0.1-1s。

12.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤(2)所述高温裂解反应在催化剂存在条件下进行，所述催化剂选自金属氧化物催化剂和非金属氧化物催化剂中的至少一种。

13.根据权利要求12所述的方法，其中，所述金属氧化物催化剂为MgO、ZnO和TiO₂中的至少一种。

14.根据权利要求12所述的方法，其中，所述非金属氧化物催化剂为SiO₂和/或磷酸三乙酯。

15.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤(1)预热后的物料的重时空速为1-100h^-1。

16.根据权利要求15所述的方法，其中，步骤(1)预热后的物料的重时空速为2-10h^-1。

17.根据权利要求1所述的方法，其中，步骤(3)所述分离包括：

1)将步骤(2)得到的高温裂解反应产物进行冷凝；

2)将步骤1)冷凝得到的气液混合物进行气液分离；

3)将步骤2)得到的富含烯酮类化合物的气相通过吸收剂进行吸收，得到含烯酮类化合物的吸收液和含有低碳烃、载气的气相组分。

18.根据权利要求17所述的方法，其中，步骤(3)还包括：4)将所述气相组分中低碳烃和载气进行分离。

19.根据权利要求18所述的方法，其中，步骤4)所述分离为深冷分离、膜分离和变压吸附中的至少一种。

20.根据权利要求18或19所述的方法，其中，将步骤4)分离得到的低碳烃循环用于步骤(1)。

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