CN102367223B - 一种异佛尔酮的合成方法 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种异佛尔酮的合成方法。该方法中丙酮的缩合反应以两个或三个工艺段进行：(1)在第一工艺段中丙酮与催化剂的水溶液充分混合并发生一定程度的反应，直到丙酮的转化率最大不超过15％；(2)在后继工艺段中，采用微通道反应器或者装有静态混合元件的管式反应器，后继工艺段在第一工艺段或比第一工艺段至少高10℃的温度下操作。反应产物随后送入反应精馏塔脱除未反应的丙酮并水解缩合产物中碳原子数≥12的高沸物，未反应的丙酮经塔顶冷凝器冷凝后循环到第一工艺段使用，塔釜得到异佛尔酮粗产品。本发明中的方法，传质、传热效果好，丙酮单程转化率可达20％以上，异佛尔酮有效选择性可达90％以上。

Description

一种异佛尔酮的合成方法

技术领域

本发明涉及一种异佛尔酮的合成方法，具体地说是一种丙酮在催化剂作用下液相缩合制备异佛尔酮的方法。

背景技术

异佛尔酮，化学名：3，5，5-三甲基-2-环己烯-1-酮，英文名称：Isophorone，分子式为C₉H₁₄O。异佛尔酮是丙酮深加工的重要产品之一，具有广泛的用途。其溶解能力强，分散性好，流平性好，是一种优良的高沸点绿色溶剂。由于其具有共轭不饱和酮的结构，可进一步发生反应得到醇、酸、胺、酯及异氰酸酯等重要产品，从而广泛应用于聚氨酯、医药、涂料、胶粘剂以及精细化工等工业领域。

工业上异佛尔酮主要是通过丙酮缩合法制备。根据反应物的接触状态，丙酮缩合制备异佛尔酮的方法可分为两种：一种是在碱性溶液中加压液相缩合法；另一种是气态丙酮在固体催化剂表面上的气相催化缩合法。目前，气相法还处于实验室研究阶段，尚未有工业化装置投产，液相法工艺是目前国际上主流的工业化方法。

液相法工艺的难点在于反应条件下，体系内存在双液相；且反应为一典型的连串反应，生成的副产物较多，从而造成异佛尔酮的选择性较低，也大大降低了丙酮的单程转化率。历史上研究者开发了很多方法试图解决这些问题。

早期工艺采用带强力搅拌的釜式反应器，通过强力的搅拌作用使反应物充分接触，未反应的丙酮在后即的精馏塔中分离并循环使用。如US344226中公开的方法，将5份质量的丙酮和4份质量的浓度为20％的NaOH水溶液，加入搅拌釜中，在150℃、160PSI下反应3小时，丙酮的转化率为17％，异佛尔酮的选择性为39％。GB583863中公开的方法中，采用25％的NaOH溶液作催化剂，由90％的丙酮水溶液在170℃下反应37min，丙酮转化率为13.6％，异佛尔酮选择性为51％。但是这种工艺一般需采用较高的催化剂浓度，副反应较多，单程收率低，且流程较长，能耗高。

GB733650中公开了一种用甲醇作溶剂的方法，使反应在均相下进行。以KOH的甲醇溶液为催化剂，在温度180～215℃，压力2.5～4.0Mpa下反应15～30min，丙酮转化率为39.7％，异佛尔酮选择性为68％。但醇类溶剂的加入增加了后继分离工艺的难度，流程复杂，能耗高，没有经济性竞争优势。

GB886931中公开了一种采用脉冲发生器的合成工艺。利用周期性的脉冲作用把进入反应器始端的一部分液体进行脉动乳化，使反应物体系形成乳液从而保证反应物充分接触，然后将反应物乳液通过装有筛板或者拉西环的管式反应器进行反应。乳化作用消除了双液相对缩合反应的负面影响，提高了丙酮的单程转化率；同时采用的管式反应器可以在一定程度上避免反应物的返混，更精确地控制反应时间，从而获得组成较单一的产物。但是利用动设备脉冲发生器产生乳化，设备复杂、投资大，运行成本高，同时存在乳液不均匀，乳化效果稳定性差影响反应效果等问题。

US3981918中公开了一种反应精馏制备异佛尔酮的方法。将反应和精馏集成到一个反应精馏塔内，利用气相的扰动起到强力搅拌作用，丙酮与催化剂充分接触在反应段发生反应，生成的产物随即进入分离段回收未反应的丙酮，同时丙酮缩合生成的一些高沸物将分解成丙酮和异佛尔酮，最终塔釜得到异佛尔酮粗产品。如US3981918中丙酮转化率最高为10.4％时，异佛尔酮的选择性为82％。此工艺提高了设备耦合程度，节省了能量，缺点是较难准确控制反应物的停留时间，丙酮的单程转化率低；塔的内部结构复杂，设备投资高，同时要求很高的设备控制水平。

CN101633610A公开了一种超临界法制备异佛尔酮的方法。丙酮和催化剂溶液在8.0-20.0MPa的高压，280-320℃的高温条件下，在管式反应器中进行超临界反应，反应液经减压后进入闪蒸塔，从塔顶得到回收未反应的丙酮混合物，塔釜液再进入水解塔水解其中的多聚体(C₁₂和C₁₅)。这种方法合成α-异佛尔酮所需反应时间短，副产物少。但是利用超临界条件实现均相反应，条件苛刻，设备投资大，能耗高。而且高温下也会加快副反应的反应速率，这对于控制也提出了较高的要求。

以上公开的已知方法的缺点是，丙酮单程转化率低，异佛尔酮有效选择性不高，消除双液相影响的措施效果不佳或者代价昂贵。

发明内容

本发明的目的在于克服以往丙酮液相缩合法合成异佛尔酮的工艺中存在的，丙酮单程转化率低，异佛尔酮有效选择性不高，工艺成本昂贵等缺点，提供一种能够显著提高丙酮的单程转化率和异佛尔酮的有效选择性，同时简单可靠，具有经济性优势的异佛尔酮制备新工艺。

为达到以上发明目的，本发明的技术方案如下：

丙酮的缩合反应以两个或三个工艺段进行，其中：

(1)在第一工艺段中丙酮与催化剂的水溶液充分混合并发生一定程度的缩合反应，直到丙酮的转化率≤15％；

(2)在第二或第三工艺段中，采用管式反应器，第二或第三工艺段在第一工艺段或比第一工艺段高10℃的温度下操作，但最高温度不超过280℃；

从第(2)步工艺段得到的反应产物进入反应精馏塔脱除未反应的丙酮及水解在缩合产物中碳原子数≥12的高沸物，未反应的丙酮经塔顶冷凝器冷凝后循环到第一工艺段使用，塔釜得到异佛尔酮粗产品；

第一与第二工艺段、或第一与第二及第三工艺段统称为缩合反应工艺段，所述的缩合反应工艺段在190～280℃之间，压力在绝压3.5～8.5MPa之间，反应液在缩合反应工艺段中的总停留时间为3～60分钟。

一般来说，上述粗异佛尔酮产品中的异佛尔酮的质量含量可达90％以上。

所述的第一、第二或第三工艺段可以在同一反应器的不同反应区实现，也可以在不同的反应器中实现。通常，在第一反应器或反应区进行第一工艺段，在第n反应器或反应区进行第n工艺段。下文中，如无特殊说明，反应器或反应区与工艺段等价。在本发明中，第二工艺段及第三工艺段统称后继工艺段。

控制反应温度和压力，使反应物保持在液相状态。反应物首先进入第一工艺段充分混合并发生一定程度的反应，然后进入后继工艺段继续反应，丙酮在碱性催化剂的作用下发生缩合反应生成异佛尔酮等产品，反应时间受反应物配比、温度、压力和催化剂浓度的影响，总的来看在3～60分钟范围内可以得到满意的结果。从后继工艺段出口得到的产品进入后继的反应精馏塔进行处理，回收未反应的轻组分，并水解丙酮深度缩合得到的碳原子数≥12的高沸物。塔顶得到未反应的轻组分，经冷凝器冷凝为液态后循环到第一工艺段继续参加反应。塔底得到的产品含缩合产物和催化剂溶液，经过油水分离器后分为油水两相，油相主要是异佛尔酮和副产有机物，水相主要是水和催化剂溶液。油相进入后继分离精制工序进行精制加工，水相的催化剂大部分返回到反应精馏塔中循环利用，少部分排放进入废水处理系统。

在本发明的方法中，对于第一工艺段的反应器要满足进入第一工艺段的反应原料必须实现快速和充分的混合，这个效果通常通过采用高效的混合器来实现，高效混合器的形式并不限制，多种现有的已知高效混合器可以实现本发明中要求的快速和充分的混合，如射流式、喷射式、孔板式混合器或装有静态混合元件的高效静态混合器，优选装有静态混合元件的高效静态混合器，如Sulzer公司开发的系列SMV型高效静态混合器或江苏启东混合器厂生产的SV型高效静态混合器。这类混合器结构简单、安装方便，压降低，混合快速、效果好。

为了获得更高的异佛尔酮单程收率，控制丙酮在第一工艺段中的转化率是重要的，一般在第一工艺段中的丙酮缩合反应进行到丙酮的转化率不高于15％，优选＜10％，更优选＜5％。因此，根据反应物配比、温度、压力和催化剂浓度的不同，在第一工艺段中，反应液的停留时间一般控制在1秒～30分钟，优选1～20分钟，更优选3～15分钟。第一工艺段的反应产物不蒸除未反应的丙酮而直接送至后继工艺段继续反应。

本发明的核心是采用分段的工艺，尤其是采用了装有静态混合元件的管式反应器，或者通道当量直径在0.01～3mm的微通道反应器，作为后继工艺段的反应器用于丙酮液相缩合合成异佛尔酮，所述的装有静态混合元件的管式反应器或微通道反应器可以分为多个反应区，后继工艺段可以在所述的反应区中进行。

带有静态混合元件的管式反应器是借助管内的混合单元内件，在流体通过管内的混合单元内件时，经受多次的分割、剪切、旋转和重新汇合，从而实现反应原料的充分混合；同时静态混合器强化了传质、传热，加快了反应速度，提高了反应效率。所述的静态混合元件的安装对本工艺是重要的。可以是单组也可以是2个以上单组元件的组合，2个以上单组元件之间是不连续的，间距为单组元件长度的5～200％，优选20～100％。单组静态混合元件的长径比在10～10000，优选20～2000，更优选50～500。

微通道反应器的突出特点是采用比传统反应器显著减小的反应通道尺度，通道当量直径0.01～3mm，优选0.1～1.5mm。利用极小的反应器尺度使传质、传热效果得到极大地强化。对丙酮液相法缩合制备异佛尔酮的反应，可实现双液相的充分接触与乳化，显著消除双液相带来的负面影响，且稳定可靠。所述的微通道反应器的通道截面形状是圆形、椭圆形、三角形、正方形或六角形。在本发明公开的方法当中，本发明使用的微通道反应器的结构如CN1944362A等中所描述的。

采用本发明中的反应器可以更好地控制反应温度，且不受相平衡的限制，对气液、液液反应都能获得良好的强化效果，因此对受传质、传热控制的反应可以极大的提高其转化率和选择性。同时，本发明中带有静态混合元件的管式反应器和微通道反应器与空管相比，流体更接近活塞流，可以减少流体的异常滞留，从而获得反应产物均一的效果。可以精确设计反应物停留时间，因此可以实现对停留时间分布更准确的设计和控制，控制连串反应的反应深度，获得较高的目标产品选择性，反应物的单程转化率因此得以显著地提高。采用本发明的方法，丙酮单程转化率可达到20％以上，同时仍可获得很高的异佛尔酮有效选择性，如可达90％以上。此外，采用本发明中的方法和设备，较之以往公开的方法，具有结构简单、紧凑，能耗低，操作灵活性大，安装维修简便等优点。因此本发明中公开的方法对于以往已知的液相缩合法合成异佛尔酮的方法具有显著的经济优势。

丙酮缩合制备异佛尔酮的反应是个典型的连串反应，首先是两分子丙酮缩合得到二丙酮醇和异丙叉丙酮等产品，然后异丙叉丙酮继续和丙酮缩合得到异佛尔酮，异佛尔酮还可以继续发生缩合反应得到更高分子量的缩合产物。各步反应的活化能和反应参数的差异，使得传统工艺无法始终保持在最优的工艺条件下进行，从而造成丙酮的单程转化率低，异佛尔酮的选择性低，装置成本高。总的说来，丙酮缩合生成异佛尔酮是吸热的过程，所以适当提高反应温度有利于获得较高的异佛尔酮相对于两分子缩合产物的选择性。但温度升高异佛尔酮深度缩合的副反应也会加快，同时体系压力的升高会显著的增加装置投资成本。所以，反应温度在190～280℃。本发明的突出特点是，丙酮在碱性催化剂作用下的自缩合反应以两个以上的工艺段进行；第一工艺段的反应温度通常在190～280℃，优选210～270℃，更优选230～260℃。后继工艺段反应温度通常在210～280℃温度下进行，优选在230～280℃温度下进行。

本发明的第一和后继工艺段的压力在体系的泡点压力以上，以保证反应物以液态形式存在。但不排除反应体系存在部分的气相。在本发明中的反应器内，允许存在部分的气相，仍能够实现气液相间的充分混合与接触。本发明的第一和后继工艺段压力通常在绝压3.5～8.5Mpa或更高压力下，后继工艺段的压力通常与第一工艺段相同，但不排除后继工艺段在低于第一工艺段的压力下进行。

原料中丙酮和水的比例对反应速度和异佛尔酮的选择性影响很大。如前面所述的文献中也多有论述，在反应条件下，体系存在双液相，丙酮会从水相中移走部分水分，当使用碱金属氢氧化物的溶液作催化剂时，会使部分催化剂以晶体形式析出，而这种形式的催化剂活性极高，很容易产生过量的深度缩合产物，使异佛尔酮有效选择性显著下降。所以水的含量应该足够溶解反应条件下的催化剂，同时水含量增加也有利于抑制深度缩合产物的生成。但水的含量过高会显著降低反应速度，并加剧双液相分离。第一工艺段中的丙酮与水的质量流量之比为1∶5～20∶1，优选3∶1～10∶1。同时，本发明发现，随着丙酮转化率的提高和IP含量的增加，适当增加水的比例可以起到抑制深度缩合作用，提高异佛尔酮的选择性。可以沿反应物的流动方向依次逐渐加入适量的工艺水，在实际操作中为了简化操作一般在后继工艺段增加一股适当流量的工艺水，使得后继工艺段中的丙酮与水的质量流量之比为1∶5～10∶1，优选1∶4～4∶1，更优选1∶2～3∶1。

所述的催化剂的主要成分为碱金属氢氧化物，优选NaOH或KOH，最优选KOH。催化剂溶液的溶剂优选水。催化剂用量对反应时间和异佛尔酮的选择性影响较大，催化剂浓度过高，反应速度加快，对反应程度的控制难度显著增加。如前所述，反应条件下，丙酮会从水相中移走部分水分，如果催化剂溶液浓度过高，会使部分催化剂以晶体形式析出，而这种形式的催化剂活性极高，很容易产生过量的深度缩合产物，使异佛尔酮有效选择性显著下降。同时，综合考虑合适的丙酮与水的比例，在本发明中，第一工艺段中催化剂的质量含量一般为0.001～1％(基于第一工艺段中总物料的质量)，优选0.01～0.2％，后继工艺段中的催化剂的质量含量为0.001～0.2％(基于后继工艺段中总物料的质量)，优选催化剂的质量含量为0.005～0.1％。

丙酮深度缩合生成高沸点产物是造成异佛尔酮选择性下降的主要原因，在反应精馏塔中，高沸物在催化剂的作用下发生水解反应得到部分异佛尔酮和丙酮产品。丙酮作为轻组分持续的被蒸除到气相中，推动水解作用不断向深入方向进行，直到水解反应接近100％的完成。最终塔釜得到异佛尔酮和更高沸点的高沸物，进入后继工序经过进一步处理、分离提纯得到异佛尔酮产品。

一般来说，反应精馏塔是含有5～30个理论级的任何已知形式的板式塔，优选泡罩塔。所述的反应精馏塔由上层的精馏段和下层的分离段组成，精馏段可以采用金属鞍环、扁环等高效散堆填料，提高单位停留时间的分离能力从而强化蒸除原料中轻组分的能力。基于精馏和水解作用的特点，反应精馏塔的操作温度优选在190～245℃。精馏塔同时作为反应器存在，所以液相的停留时间是重要的，反应液在塔中的液相停留时间为10～120分钟，优选20～60分钟。

附图说明

附图一是采用本发明中的方法合成异佛尔酮的工艺流程图。

具体实施方式

下面结合附图和实施例进一步说明本发明的实施方案。但是本发明不限于所列出的实施例，还应包括在本发明所要求的权利范围内其它任何公知的改变。

气相色谱分析条件：采用的分析仪器为岛津GC-2010PLUS；色谱柱：DB-5MS(60m*0.25mm*0.25μm)；汽化室温度：180℃；程序升温条件：初温40℃，保持3分钟，15℃/min升温至280℃，保持11分钟；检测器：FID检测器，检测器温度：300℃；载气：高纯氮气(纯度99.999％)，柱流速：1ml/min；分析方法：归一化。

实施例1

在连续稳态操作条件下，新鲜丙酮以100kg/h的流量与来自后面的精馏步骤的回收丙酮(主要是丙酮，另外约含水18wt％)混合后经预热器预热到250℃，再与预热至相同温度的，流量13kg/h浓度3.2％的KOH水溶液一起通过混合器充分混合。混合后的丙酮和KOH溶液的质量比约为5∶1，KOH在总混合物中的质量分数约为0.08％。混合器采用SMV型高效静态混合器，管径10mm，管数30，长度10m。混合器内压力8.3Mpa，通过气相色谱分析丙酮转化率为5％时，反应液再与一股120kg/h的新鲜水混合后进入微通道反应器进行反应。微通道直径为1.5mm，通道个数1200，微通道反应器内反应温度280℃，压力8.3Mpa，反应液在混合器及微通道反应器内的总停留时间为5分钟。反应液然后送至反应精馏塔的精馏段，精馏段包含3m高效金属鞍环散堆填料，分离段包含30块泡罩塔盘。操作压力3.0Mpa。从塔顶蒸出的轻组分经塔顶冷凝器冷凝得到丙酮水的混合物，经泵输送与新鲜丙酮混合继续用于反应。从反应精馏塔塔釜连续采出的产物经冷却器冷却至室温后，再经减压阀减压至常压后进入油水分离器。在油水分离器中，上层即为异佛尔酮粗产品，通过气相色谱分析，其中，异佛尔酮的质量分数为91.3％，此时丙酮的单程转化率为22.7％。

实施例2

按图1的工艺流程，在连续稳态操作条件下，新鲜丙酮以100kg/h的流量与来自后面的精馏步骤的回收丙酮(主要是丙酮，另外约含水18wt％)混合后经预热器1预热到210℃，再与预热至相同温度的，流量75kg/h浓度0.17％的KOH溶液一起进入缩合反应工艺段。混合后的丙酮和KOH溶液的质量比约为3∶1，KOH在总混合物中的质量分数约为0.02％。混合液依次进入第一反应区2和第二反应区3，其中，第一反应区2采用SMV型高效静态混合器，第二反应区3采用装有SMV型静态混合组件的管式反应器，高效静态混合器的通道直径为15mm，长度10m，根数7，反应温度为210℃，压力为3.5MPa，管式反应器的通道直径为10mm，根数120，反应温度也是210℃，反应压力3.5MPa。通过气相色谱分析丙酮转化率为1％时，第一反应区的产物直接送第二反应区继续反应直至需要的反应程度，反应液总停留时间为60分钟。反应液然后送至反应精馏塔5的精馏段，精馏段包含5块泡罩塔盘，分离段包含30块泡罩塔盘。操作压力3.0Mpa，温度为205～235℃。从塔顶蒸出的轻组分经塔顶冷凝器4冷凝得到丙酮水的混合物，经泵输送与新鲜丙酮混合继续用于反应。从反应精馏塔塔釜连续采出的反应液经冷却器6冷却至室温后，再经减压阀7减压至常压后进入油水分离器8。在油水分离器8中，上层即为异佛尔酮粗产品，通过气相色谱分析，其中异佛尔酮的质量分数为88.1％，此时丙酮的单程转化率为20％。

实施例3

按图1的工艺流程，新鲜丙酮以100kg/h的流量与回收丙酮(主要是丙酮，另外约含水18wt％)混合后经预热器1预热到240℃，再与预热至相同温度的，流量13kg/h浓度2.2％的KOH溶液一起进入缩合反应工艺段。丙酮和KOH水溶液质量比为5∶1，KOH用量为流量的0.05％。缩合反应段包含3个反应区，第一反应区采用SMV型高效静态混合器，通道直径为15mm，长度10m，根数7。第二、三反应区采用装有同类型的，分隔排布的多个SV型静态混合元件的管式反应器，混合元件的长径比50，间隙长度为元件的50％，管式反应器的通道直径为10mm，根数120，通道长度为10m。通过气相色谱分析丙酮转化率为3％时，第一反应区的反应产物再与一股120kg/h的新鲜水混合后依次进入第二、三反应区，第二反应区的反应温度为260℃，第三反应区的反应温度为280℃，两个反应区的反应压力均为8.2MPa。反应液在三个反应区的总停留时间为15分钟。反应液然后送至反应精馏塔5的精馏段，精馏段包含5块泡罩塔盘，分离段包含30块泡罩塔盘。操作压力3.0Mpa，温度为205～235℃。从塔顶蒸出的轻组分经塔顶冷凝器4冷凝得到丙酮水的混合物，经泵输送与新鲜丙酮混合继续用于反应。从反应精馏塔塔釜连续采出的反应液经冷却器6冷却至室温后，再经减压阀7减压至常压后进入油水分离器8。在油水分离器8中，上层即为异佛尔酮粗产品，通过气相色谱分析，其中异佛尔酮的质量分数为91.6％，此时丙酮的单程转化率为20.8％。

Claims (12)

1.一种异佛尔酮的合成方法，其特征在于：

丙酮的缩合反应以两个或三个工艺段进行，其中：

(1)在第一工艺段中丙酮与催化剂的水溶液充分混合并发生一定程度的缩合反应，直到丙酮的转化率≤15％；第一工艺段的反应温度在210～270℃；

(2)在第二或第三工艺段中，采用管式反应器，第二或第三工艺段在第一工艺段或比第一工艺段高10℃的温度下操作，但最高温度不超过280℃；

从第(2)步工艺段得到的反应产物进入反应精馏塔脱除未反应的丙酮及水解缩合产物中碳原子数≥12的高沸物，未反应的丙酮经塔顶冷凝器冷凝后循环到第一工艺段使用，塔釜得到异佛尔酮粗产品；

其中，第一与第二工艺段、或第一与第二及第三工艺段统称为缩合反应工艺段，所述的缩合反应工艺段的温度在210～280℃之间，压力在绝压3.5～8.5MPa之间，反应液在缩合反应工艺段中的总停留时间为3～60分钟；

所述的管式反应器为装有静态混合元件的管式反应器或微通道反应器；

其中，第一工艺段中丙酮与水的质量流量之比在1:5～20:1之间，第二或第三工艺段丙酮与水的质量流量之比在1:5～10:1之间；

基于工艺段中总物料的量，第一工艺段中催化剂的质量含量为0.001～1％；第二或第三工艺段中催化剂的质量含量为0.001～0.2％。

2.如权利要求1所述的方法，其中，在第一工艺段中丙酮与催化剂水溶液的充分混合借助混合器的作用，所述的混合器选自射流式、喷射式、孔板式混合器或装有静态混合元件的高效静态混合器。

3.如权利要求1所述的方法，其中，在第一工艺段中，丙酮的缩合反应进行到丙酮的转化率<10％。

4.如权利要求3所述的方法，其中，在第一工艺段中，丙酮的缩合反应进行到丙酮的转化率<5％。

5.如权利要求1所述的方法，其中，所述的静态混合元件是单组元件或2个以上单组元件的组合，2个以上单组元件之间是不连续的，间距为单组元件长度的5～200％，单组静态混合元件的长径比在10～10000。

6.如权利要求5所述的方法，其中，所述的静态混合元件是单组元件或2个以上单组元件的组合，2个以上单组元件之间是不连续的，间距为单组元件长度的20～100％，单组静态混合元件的长径比在20～2000。

7.如权利要求1所述的方法，其中，所述的微通道反应器的通道当量直径在0.01～3mm，通道横截面形状是圆形、椭圆形、三角形、正方形或六角形。

8.如权利要求7中所述的方法，其中，所述的微通道反应器的通道当量直径在0.1～1.5mm，通道横截面形状是圆形、椭圆形、三角形、正方形或六角形。

9.如权利要求1-8中任一项所述的方法，其中，反应精馏塔是含有5～30个理论级的板式塔，反应精馏塔的操作温度为190～245℃，液相停留时间为10～120分钟。

10.如权利要求1所述的方法，其中，第一工艺段中丙酮与水的质量流量之比在3:1～10:1之间，第二或第三工艺段丙酮与水的质量流量之比在1:4～4:1之间。

11.如权利要求1所述的方法，其中，基于工艺段中总物料的量，第一工艺段中催化剂的质量含量为0.01～0.2％；第二或第三工艺段中催化剂的质量含量为0.005～0.1％。

12.如权利要求1所述的方法，其中，所述的催化剂的水溶液选自碱金属氢氧化物水溶液中的一种或多种的混合物。