阅读说明：本技术 利用循环流化床工序的烯烃的制备方法 (Process for the preparation of olefins using a circulating fluidized bed process ) 是由 朴德守 洪雄基 安亨赞 崔源春 朴容起 于 2018-05-01 设计创作，主要内容包括：本发明涉及一种利用高速流化床而从烃原料制备烯烃的循环流化床工序,提出一种用于更高效地增大烯烃生产所需的优选工序形态。根据本发明,利用能够在循环流化床工序中实现脱氢反应的催化剂和高速流化区域,从而提供能够发生脱氢反应的更充分的催化剂的体积比及分布,可以有效增进烯烃的生产量,特别是可以保持对丙烯的优秀的选择性。(The present invention relates to a circulating fluidized bed process for producing olefins from a hydrocarbon feedstock using a high velocity fluidized bed, and proposes a preferred process configuration for more efficiently increasing the size of the olefin production. According to the present invention, the volume ratio and distribution of the catalyst which can perform the dehydrogenation reaction are more sufficient to provide the dehydrogenation reaction, and the production of olefins can be effectively enhanced, and particularly, excellent selectivity to propylene can be maintained, by using the catalyst which can perform the dehydrogenation reaction in the circulating fluidized bed process and the high-speed fluidized zone.)

利用循环流化床工序的烯烃的制备方法

技术领域

本发明涉及利用循环流化床工序的烯烃的制备方法。

背景技术

诸如乙烯、丙烯的烯烃在石化产业中广泛使用。一般而言，这种烯烃在石脑油的热解工序中获得。但是由于页岩气革命等，以低级烃为原料的工序的竞争力逐渐提高，因而需要一种通过催化脱氢工序的烯烃有目的(On-purpose)生产工序。

烯烃生产所需的催化接触式脱氢工序，使用多样种类的低级烃化合物作为原料，表现出优秀的烯烃生产收率。不过，固定床商用脱氢工序在烃与催化剂接触的反应初期，尽管烯烃收率高，但由于发生催化剂随着时间而失活及过度发生焦炭，因而存在烃的转换率和烯烃的收率整体上减小，再生工序耗费大量能量的问题。为了解决这种问题，提出了较短地限制烃与催化剂的接触时间的循环流化床工序。

但是，即使在限制烃与催化剂的接触时间的工序中，在反应初期，烃通过与催化剂的反应而急剧生成并非烯烃的副产物，因而反应原料转换率虽高，但存在选择度很低的缺点。

在从烃原料混合物通过循环流化床工序来生产烯烃的工序中，为了以高转换率和高选择度选择性地制备诸如乙烯及丙烯等的烯烃，主要执行脱氢反应的提升管(Riser)的运转条件设置可以作为重要因素加以考虑。特别是提升管内的流化现象及反应现象，可以通过下述理论性考查而更容易地理解，下面更具体说明。

如图1所示，如果气体从下方流入填充有固态催化剂的容器，则粒子被流化，如果达到最小流化速度(Minimum Fluidization Velocity)以上，则流化流动区域(FlowRegime)一般分为5个区域。

具体而言，他们被称为最小流化区域(Minimum Fluidization Regime)、鼓泡流化区域(Bubbling Fluidization Regime)、节涌流化区域(Slugging FluidizationRegime)、湍流流化区域(Turbulent Fluidization Regime)、稀相空气输送流化区域(Leanphase Fluidization with Pneumatic transport Regime)，各区域中的粒子运动特性存在差异。

因此，就使用流化床反应器的工序而言，形成符合各个工序特性的流化流动区域并进行作业。

图2显示了不同提升管高度，即不同流化流动区域变化下的反应器内的催化剂的体积分率的变化,确认了随着流化流动区域变化，反应器内的催化剂体积分率有变化。可是，如流化床接触脱氢反应工序所示，在伴随催化剂的反应中，催化剂体积分率对工序的性能产生重要影响，结果，决定左右反应器内催化剂体积分率的流化流动区域的工序运转条件，对反应结果发挥极其重要作用。

为了决定这种循环流化工序的提升管的流化流动区域，应考虑如下因素，这些因素可以例如催化剂的大小、催化剂的循环速度、供应原料与催化剂的比率、催化剂的强度等。

另外，应考虑对脱氢反应产生直接影响的如下因素，这些因素可以例如反应温度、反应吸热量、反应时间、生成焦炭(Coke)导致的催化剂失活等。

因此，在本发明中，在针对利用了经济性和生产率比原有制备工序优秀的循环流化床工序的烯烃制备方法进行研究期间，通过将转换率、选择度及稳定性优秀的催化剂应用于循环流化床工序，从而开发了更高效的烯烃制备方法，并完成了发明。

发明内容

本发明旨在提供一种经济性及生产率比以往工序优秀的流化床烯烃制备工序方法。

本发明的利用循环流化床工序的烯烃制备方法包括：

(a)使包含90重量％以上LPG的烃混合物和再生的催化剂供应到作为高速流化区域的提升管内，在矾土类催化剂存在下进行脱氢反应的步骤；

(b)使作为所述脱氢反应流出物的催化剂与丙烯混合物分离的步骤；

(c)去除在所述(b)步骤中分离的催化剂中包含的烃化合物的气提步骤；

(d)将在所述(c)步骤中气提的催化剂与包含氧气的气体混合而连续进行催化剂再生的步骤；

(e)将在所述(d)步骤中再生的催化剂循环到所述(a)步骤，重新供应到提升管内的步骤；及

(f)将作为在所述(b)步骤中分离的反应生成物的丙烯混合物冷却、压缩及分离而制备丙烯制品的步骤。

所述高速流化区域是在将提升管内的气体流速保持得高于湍流流化区域而低于稀相空气输送流化区域的同时，以固定的量向提升管持续流入催化剂的正常状态下，提升管下部的密相(dense region)和提升管上部的稀相(dilute region)存在的流化区域。

另外，优选所述高速流化区域(a)将气体速度保持在为了使从提升管下部持续流入的催化剂伴随飞沫顺利排出到提升管上部而要求的气体流速以上，同时，(b)调节气体流速与催化剂流入速度，保持使得两个地点的催化剂体积分率的差异达到0.02以上。

更优选地，在所述提升管内，保持使得下部1/4地点与3/4地点的催化剂体积分率的差异达到0.04以上。

作为本发明原料的包含90重量％以上LPG的烃混合物，优选含有90重量％以上的丙烷，更优选地，包含95重量％的丙烷。

本发明的烯烃制备方法使用的催化剂作为能实现脱氢反应的矾土类化合物，优选在Zr-Al₂O₃载体中同时搭载金属成分及碱金属。

所述催化剂的平均大小为20～200微米，优选为60～120微米。

在本发明的烯烃制备方法中，优选提升管的下部温度为500～750，所述提升管的上部温度为450～700，提升管下部的温度保持高于提升管上部的温度。

优选所述提升管保持为-1至5kg/cm²·g的压力。

为了所述提升管内的脱氢反应，烃混合物滞留的滞留时间为0.1～500秒，优选保持0.1～50秒，更优选保持0.5～5秒。

在本发明的烯烃制备方法中，将所述(e)步骤中重新供应到所述提升管下部的催化剂的重量除以烃混合物重量的重量比为10～100，优选为20～60。

本发明涉及利用高速流化床而从烃原料制备烯烃的循环流化床工序，可以更高效地增大烯烃的生产。

即，本发明的循环流化床工序比原有商用工序提高了选择度，因而单位原料的增量收益增加，在再生过程中，借助于直接热供应方式，需要较小的空气流量和较小的空气压缩机，相比商用工序，燃料消耗量减少10～15％，制品分离及催化剂再生所需的压缩机能量减少15～20％，投资费整体上减少。另外，由于在正压下驱动，因而与在真空下驱动的商用工序相比，后端制品分离工序的设备费减少。

附图说明

图1是针对普通气体速度变化下的流化流动区域，说明流化床内部特性变化的图。

图2是图示不同提升管高度下流化床内部的催化剂体积分率的图。

图3是概略地说明本发明使用的循环流化床工序的图。

图4图示了用于在常温下对流化流动区域进行实验所需的流化床冷态模型(ColdModel)的概略图。

图5作为比较例1的冷态模型实验结果，是图示在稀相空气输送流化区域中的流化床内部的催化剂体积分率的图表。

图6作为实施例1的冷态模型实验结果，是图示在高速流化区域中的流化床内部的催化剂体积分率的图表。

附图标记

1：提升管(Riser)

2：气提塔(Stripper)

3：再生器(Regenerator)

11：烃原料供应管线

13：再生器立管(Regenerator Stand Pipe)

15：气体反应生成物

16：气提蒸汽(Stripping Steam)供应管线

17：气提塔立管(Stripper Stand Pipe)

18：气提塔滑阀(Stripper Slide Valve)

19：废气(Flue Gas)

20：空气等包含氧气的气体

21：再生器滑阀(Regenerator Slide Valve)

51：冷态模型(Cold Model)提升管

52：冷态模型(Cold Model)旋风分离器(Cyclone)

53：冷态模型(Cold Model)立管(Stand Pipe)

54：冷态模型(Cold Model)回料控制阀(Loop Seal)

60：冷态模型(Cold Model)主气体供应管线

61：冷态模型(Cold Model)催化剂循环调节用气体供应管线

62：冷态模型(Cold Model)立管(Stand Pipe)气体供应管线

63：冷态模型(Cold Model)废气

具体实施方式

本发明的工序正如上述提及的，包括：

(a)使包含90重量％以上的LPG的烃混合物和再生的催化剂供应到作为高速流化区域的提升管内，在催化剂存在下进行脱氢反应的步骤；

(b)使作为所述脱氢反应流出物的催化剂与丙烯混合物分离的步骤；

(c)去除在所述(b)步骤中分离的催化剂中包含的烃化合物的气提步骤；

(d)将在所述(c)步骤中气提的催化剂与包含氧气的气体混合而连续进行催化剂再生的步骤；

(e)将在所述(d)步骤中再生的催化剂循环到所述(a)步骤，重新供应到提升管内的步骤；及

(f)将作为在所述(b)步骤中分离的反应生成物的丙烯混合物冷却、压缩及分离而制备丙烯制品的步骤。

下面参照附图，说明本发明的优选实施形态。但是，本发明的实施形态可以变形为多种不同形态，并非本发明的范围限定于下文说明的实施形态。

在说明本实施例方面，针对相同构成使用相同名称及标号，因此，以下省略重复的附加性说明。在以下参照的附图中，不适用比例尺。

下面通过附图3，更具体地说明本发明的接触分解工序的体现例，但并非本发明的范围限定于此。

上述说明的供应原料通过图3的管线11进行供应，此时，为了更顺利反应，也可以加热到30～600温度并供应。另外，根据所述供应原料的成分，可以以气体供应，或以分散的液体状态供应，并非特别限制于此。所述管线11的供应原料流入作为反应区域的提升管1，在提升管1的下部，与通过管线13的再生器立管(Regenerator Stand Pipe)供应的再生后催化剂混合。此外，供应原料以及再生催化剂的混合工序可以以本行业公知的多样方法构成，这种构成均包含于本发明的领域。

另一方面，工序中使用的催化剂在再生器3中再生，再生催化剂通过管线13供应到提升管1，此时的提升管下部温度优选保持500～750。即，借助于再生催化剂13供应的热量，供应原料1上升至脱氢反应所需的温度。如果所述提升管的下部温度为500以下，则催化剂的转换率下降，在750以上的温度下，因作为原料的LPG的热分解导致副生成物增加，催化剂的选择度下降。

接着，在提升管1的下部混合的供应原料及催化剂在提升管1中伴随着脱氢反应而流化进入上部。此时，随着作为吸热反应的脱氢反应的进行，混合物的温度下降，提升管1的上部温度相对降低。到达所述提升管1上部的反应生成物和催化剂流入气提塔2，因而在短时间内，作为气体的反应生成物与作为固体的催化剂分离。为了提高该分离过程的效率，也可以选择性地使用旋风分离器。所述分离的气体状态的反应生成物通过管线15排出，分离的催化剂堆积于气提塔2并向下方方向移动。此时，气提蒸汽(Stripping Steam)通过管线16供应到所述气提塔2的下部，气提蒸汽16在沿着气提塔2向上部移动的同时，去除包含催化剂的未分离的烃反应生成物，他们排出到气体反应生成物管线15。

在所述气提塔2内部，到达下部的催化剂借助于滑阀18的调节而通过管线17的气提塔立管(Stripper Stand Pipe)移动到再生器3。此时，催化剂也可以包含反应中发生的焦炭(Coke)。在所述再生器3中，通过管线20而流入包含氧气的空气等气体，在500以上高温度下，催化剂中包含的焦炭与氧气反应而转换成一氧化碳或二氧化碳，并通过管线19作为废气排出，结果，催化剂包含的焦炭的含量可以显著降低。

另一方面，在所述再生器3下部存在的再生催化剂，可以借助于滑阀21的调节，通过管线13的再生器立管(Regenerator Stand Pipe)重新流入到提升管并在工序内再循环。

在本发明的所述工序中，作为供应原料，可以使用烃化合物，具体而言可以使用含有90重量％以上LPG的烃混合物。作为本发明原料的包含90重量％以上LPG的烃混合物，优选含有90重量％以上的丙烷，更优选含有95重量％的丙烷。如果所述丙烷的浓度低，则因其他杂质的副反应，催化剂选择性下降，因而生产率减小。

在本发明中，为了将所述供应原料脱氢而可以使用的催化剂，一般可以使烃化合物通过脱氢反应而转换为烯烃，只要是本行业公知的催化剂，则不特别限定，但优选使用包含矾土的催化剂。作为所述催化剂，作为矾土载体中的辅助载体成分，可以追加包含金属成分，作为活性成分，包含过渡金属及碱金属。

优选地，所述催化剂包含在锆、锌及铂中选择的某一种作为辅助载体成分，包含在铬、钒、锰、铁、钴、钼、铜、锌、铈及镍的氧化物中选择的某一种作为过渡金属。更优选地，包含锆作为辅助载体成分，包含铬作为过渡金属，包含钾作为碱金属。

进而，所述催化剂的平均大小优选为20～200微米，更优选属于60～120微米范围。为了所述高效率催化反应，湍流流化区域与稀相流化区域之间需要适当的高速流化区域流动，在20微米以下的催化剂大小区域，稀相流动占优势，收率会因高空间速度而低下。另外，在200微米以上的催化剂大小区域，由于过缓循环流化流动，制品生产速度低下，为了保持相同生产率，要求极大的催化反应设备，投资经济性低下。

正如已经提到的，将烃原料化合物转换成烯烃的脱氢反应在所述提升管1中发生，因此，作为对烯烃的收率产生影响的主要反应条件，有所述提升管温度、提升管内反应物滞留时间、提升管内催化剂的体积分率及分布等，下面将更具体说明。

首先，提升管温度在下部表现出最高温度，越向上部移动，温度越下降。因此，在本发明中，提升管下部的温度保持为500～750最有效，提升管上部的温度保持为450～700最有效。不过，为了顺利流动，提升管下部的温度必须保持高于提升管上部的温度。

另一方面，所述提升管优选保持-1至5kg/cm²·g的压力。所述提升管的压力代表反应压力，当低于-1kg/cm²·g时，分离生成物中的制品所需的压缩能量增多，对压缩设备的投资费也增多，因而整体经济性下降。另外，当提升管的压力高于5kg/cm²·g时，反应器后端的压缩设备投资费和压力能量减小，但在提升管中诱发高压反应，降低了制品收率。因此，需要所述范围的适宜的提升管压力。

另外，就使用所述催化剂来生成烯烃的脱氢工序而言，提升管内的反应物的滞留时间也会成为决定烯烃收率及组成的重要反应条件。随着通过所述提升管来进行脱氢反应，在提升管滞留多久，决定着气体的分子数及流动速度，因此需要决定滞留时间的基准。因此，在本发明中，对于提升管内反应物滞留时间，将提升管体积除以从提升管上部流出的气体的体积速度的数值用作基准。

在本发明的脱氢工序中，有效的提升管内烃原料化合物的滞留时间在0.01～500秒，优选地，在0.1～50秒，更优选地，在0.5～5秒的条件下执行。当所述滞留时间低于0.1秒时，无法确保催化剂与烃原料的充分接触时间，降低制品收率，当高于500秒时，体现本发明需要的高速流化区域所需的反应器设备投资费要求过多。

在本发明中，流化床脱氢反应作为吸热反应，通过高温度的催化剂再循环而供应反应所需的热量。因此，就本发明中更符合这种目的的催化剂再循环的量而言，将催化剂再循环的重量除以供应原料(含LPG的烃混合物)重量的重量比为10～100，优选为20～60范围最有效。

当所述重量比不足10时，与作为原料的烃的空间速度过高，因而无法确保充分的反应接触时间，当高于100时，体现本发明需要的高速流化区域所需的反应器设备投资费要求过多。另外，在催化剂再生部诱发过度的流量流动，无法确保充分的再生时间，因而要求将如上所述范围的适宜催化剂重量除以烃混合物重量所得的重量比。

另一方面，如上所述，提升管内的催化剂的体积分率及分布受流化流动区域(FlowFluidization Regime)影响很大，此时，流化流动区域由提升管内的气体速度和流入提升管的催化剂的注入速度决定。

根据本发明的循环流化床工序，为了从烃原料混合物有效生产烯烃类烃化合物，将提升管的流化区域保持在高速流化区域，从而提供脱氢反应可以发生的充分的催化剂体积分率及分布，这很重要。

因此，需要对所述高速流化区域的范围更明确的定义，为此，可以比较作为邻接液化区域的湍流流化区域与稀相空气输送流化区域进行说明。首先，在湍流流化区域，随着气体流速增加，显著伴随着固体粒子飞沫，离开提升管，转移至高速流化区域。因此，在高速流化区域的气体速度下，为了在提升管内保持既定量的催化剂，需持续从提升管下部流入催化剂。在高速流化区域，催化剂体积分率随着提升管的高度而变化，存在提升管下部的密相(dense region)和提升管上部的稀相(dilute region)。

进而，在高速流化区域，如果上升气体的速度进一步增加或固体粒子的流入本身减少，则提升管内的催化剂体积减小，转移为稀相空气输送流化区域。在稀相空气输送流化区域，催化剂体积分率具有极低值，随着提升管的高度具有几乎既定的值。

其中，所谓催化剂体积，是指在既定体积中除空间之外催化剂占有的体积，当为多孔性催化剂时，是指包括催化剂内部的大孔隙(macro pore)及微孔隙(micro pore)的体积。

据Kunii和Levenspiel(1991，流化工程)记载，在高速流化区域，离开提升管的催化剂飞沫伴随迅速地进行，因而为了保持正常状态的运转条件，需连续注入催化剂，如图3所示，将高速流化区域的特征定义如下。

-在从提升管下部的入口起的较短部分，催化剂的体积与提升管体积的0.2～0.4分率相应。

-在提升管下部，随着高度升高，直至既定高度，催化剂的体积具有0.2左右分率的既定值。另外，将该部分称为密相(dense region)。

-在所述密相以上的提升管上部，催化剂的体积变化，按0.02～0.05分率存在。

所述高速流化区域的定性特征随着工序变化而相同，但催化剂体积的定量数值发生变化。催化剂体积的定量数值因催化剂的物理性质，即催化剂固有的密度及球形度等而变化，另外，因由气体种类变化决定的气体密度和粘度等物理物质而变化。

因此，本发明的烃化合物循环流化床脱氢工序可以利用的优选高速流化区域，是在保持提升管内的气体流速高于湍流流化区域而低于稀相空气输送流化区域的同时，保持固定量的催化剂持续流入提升管的正常状态而形成的，此时，可以说明的是催化剂体积分率随着提升管的高度而变化，意味着提升管下部的密相(dense region)和提升管上部的稀相(dilute region)存在的流化区域。更具体而言，可以如下形成或定义。

1)将气体速度保持在使得催化剂伴随飞沫而顺利离开提升管上部所要求的气体流速以上，需能够在提升管下部持续流入催化剂。

2)在所述条件下，随着气体流速增加，在提升管内，在距下部1/4地点和3/4地点的催化剂体积分率的差异减小，因而需调节气体流速和催化剂流入速度，使两个地点的催化剂体积分率差异保持在0.02以上，优选保持在0.04以上。本发明催化剂尤其在高速流化区域表现出高效率的催化反应性，如果所述体积分率的差异为0.04以下，则接近稀相流化区域，会因较高空间速度而引起收率低下。

根据本发明，在从作为供应原料的烃混合物，优选地，在从包含90重量％以上LPG的烃混合物使用循环流化床工序来生产烯烃类烃的工序中，以如上所述的条件，调节提升管内的气体速度及流入提升管的催化剂流入速度，从而调节使得在高速流化区域内作业，此时，使得可以在提升管内提供最大的催化剂浓度。因此，通过这种原理，可以提供烯烃类烃的高转换率和高选择度，优选地提供丙烯的高转换率和高选择度。

比较例1：稀相流化区域

A.冷态模型(Cold Model)的制作

为了掌握常温下气体速度及催化剂注入速度变化导致的流化流动区域，如图4所示制作了流化床冷态模型。经过调节固体循环速度的回料控制阀54的固体粒子流入冷态模型提升管51，借助于管线60的主气体供应，沿提升管移动到上部。气体和固体在冷态模型旋风分离器(Cyclone)中分离，气体作为管线63废气而排出，固体沿管线53的冷态模型立管(Stand Pipe)移动到下部。此时，借助于通过管线62供应的气体而顺利进行固体循环。冷态模型回料控制阀54借助于通过管线61供应的冷态模型催化剂循环调节用气体而调节催化剂循环量。

在所述比较例1中，冷态模型提升管按高度2.5m、直径0.9cm制作，立管和回料控制阀制作得使催化剂循环顺利实现。

B.催化剂

实验中使用的催化剂为[(5％Cr+0.5％K)/5％Cr/Zr-Al₂O₃]，体积平均直径为78微米，粒子大小分布由60微米以下10％、60～100微米90％、100微米以上10％构成。

C.流化流动区域实验

在常温、常压下执行实验，催化剂循环速度是通过提升管下部入口按20.2kg/hr注入，这与提升管内部的88.1kg/m2.s相应。在所述条件下，根据提升管的高度，测量了压力下降值，获得了催化剂的体积分率(Solid fraction)(参照图5)。在图5中，在提升管下部1/4地点和3/4地点的催化剂体积分率分别为0.049和0.040，两个地点的差异表现为0.009，根据本发明的定义可知表现出稀相空气输送流化区域的流化形态。

实施例1：高速流化区域

A.冷态模型(Cold Model)的制作

与比较例1一样，如图4所示制作。

B.催化剂

使用与比较例1相同的催化剂。

C.流化流动区域实验

与比较例1相同地执行，催化剂循环速度是通过提升管下部入口按7.7kg/hr注入，这与提升管内部的33.6kg/m2.s相应。在所述条件下，根据提升管的高度，测量了压力下降值，获得了催化剂的体积分率(Solid fraction)(参照图6)。在图6中，在提升管下部1/4地点和3/4地点的催化剂体积分率分别为0.092和0.049，两个地点的差异表现为0.043，根据本发明的定义可知表现出高速流化区域的流化形态。

比较例2

A.催化剂的制备

(1)载体(Zr-Al₂O₃)制备

在Catapal B(矾土，沙索(Sasol)公司销售)13.89kg中加入水25kg，搅拌30分钟时间后，混合1.83kg的ZrO(NO₃)₂及25kg的水，追加搅拌2.5小时时间。进行喷雾干燥(供应速度0.56g/min，喷雾器6000rpm，入口温度208℃，出口温度125℃)后筛分(sieving：75～200μm)，在650℃下烧成6小时时间。

(2)催化剂[(5％Cr+0.5％K)/5％Cr/Zr-Al₂O₃]制备

在上述制备的载体5g中混合0.482g CrO₃和2.5g水并使得含浸，在120℃下干燥后，在700℃下烧成3小时时间(预备催化剂)。

在上述制备的5％Cr/Zr-Al₂O₃5.25g中混合0.482g CrO₃、0.068g KNO₃及2.5g水并使得含浸，在120℃下干燥后，在700℃下烧成3小时时间，制备了本发明的催化剂。

B.催化剂的水蒸气处理过程

为了评价平衡状态的催化剂性能，将所述催化剂强制在800℃下利用100％蒸气保持24小时时间。

C.烯烃制备过程

在比较例2中，为了测量图3所示的烯烃制备过程中的催化剂活性度而使用了循环流化床工序。循环流化床工序由提升管、再生器、气提塔及稳定器(stabilizer)构成。提升管的高度为5m，直径为0.94cm，再生器高度为1.5m，直径为12cm，气提塔高度为2m，直径为10cm，稳定器高度为1.7m，直径为15cm。

在提升管入口，包含LPG 90重量％以上的烃混合物供应原料、稀释气体及催化剂注入、混合，供应原料为300g/hr、590条件，催化剂空间速度为4200ml/gcat.hr、640的条件。另外，催化剂注入量在考虑到提升管截面积时，为88.1kg/m2.s(与比较例1的冷态模型相同)。

就比较例2而言，在提升管入口气化的总气体的速度与所述比较例1的情形相同，另外，当考虑到气体的密度和粘度时，判断认为比较例2与所述比较例1的提升管中的流化特性相同，因此可知与稀相空气输送流化区域相应。

另外，就比较例2而言，以提升管出口的气体速度为基准，提升管内中的气体滞留时间约2秒，相对于流入提升管入口的每小时供应原料重量的每小时再生催化剂流入重量比率为56。

在穿过提升管的同时，在流化床出现脱氢反应，提升管出口的条件为599、2barg。接着，穿过提升管的混合物在气提塔中，在500下分离成催化剂与馏分，催化剂循环到再生器，馏分流入稳定器。注入所述再生器的催化剂与空气接触，在650下再生，再生的催化剂重新流入提升管。另一方面，流入稳定器的馏分在-10下分离成气体成分和液体成分。

如果整理所述实验结果，则如下表1所示。

[表1]

实施例2A.催化剂制备

与比较例2相同地制备催化剂。

B.催化剂的水蒸气处理过程

与比较例2相同地对催化剂进行水蒸气处理。

C.烯烃制备过程

在实施例2中，除提升管之外，使用与所述比较例2相同的循环流化床工序。其中，使用的提升管的高度为2.4m、直径为0.94cm。

使用的供应原料与比较例2相同，供应原料为300g/hr、590℃的条件，催化剂的空间速度为8400ml/gcat.hr、640℃的条件。另一方面，催化剂的注入量在考虑到提升管的截面积时，为33.6kg/m²·s(与实施例1的冷态模型相同)。

就实施例2而言，在提升管入口气化的总气体的速度与所述实施例1的情形相同，另外，以气体的密度和粘度为基础判断的结果，判断认为实施例2与所述实施例1的提升管内的流化特性相同，因而最终可知与高速流化区域相应。

另一方面，就实施例2而言，气体滞留时间、流入提升管入口的稀释比率、流入提升管入口的相对于每小时供应原料重量的每小时再生催化剂流入重量比率均与实施例1相同。

如果整理所述实验结果，则如下表2所示。

[表2]

WHSV(空间速度、ml/gcat.hr)	8400
		反应温度(℃)	640
转换率(％)	61.7
		选择度(％)	73.8
丙烯收率(％)	45.5
		CO收率(％)	3.9
CO<sub>2</sub>收率(％)	12.5

如果比较反应生成物的收率，当与比较例2比较时，可以确认实施例2的情形，烯烃选择度显著更高，特别是丙烯选择度高。这是可以确认作为本发明特征的反应选择性根据在高速流化区域滞留时间而调节的结果。另外，根据本发明，选择度极大提高，因而原料的增量收益增加，经济性显著改善。即，在比较例1与实施例1的冷态模型中，调节气体的速度和催化剂的流入量，这设置得与比较例2及实施例2的反应条件中的催化剂的流化流动区域相同。使用这种冷态模型来掌握流化床反应器的流化流动，是一般使用的方法，因而可以理解为比较例2的提升管是与比较例1相同的稀相空气输送流化区域，实施例2的提升管是与实施例1相同的高速流化区域。

以上对本发明的实施例进行了详细说明，本发明的权利范围并非限定于此，在不超出权利要求书记载的本发明技术思想的范围内，可以实现多样修订及变形，这是本技术领域的普通技术人员不言而喻的。