CN112321378B - 环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液的再利用方法 - Google Patents

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Abstract

本发明涉及催化裂解领域，公开了一种环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液的再利用方法，其中，所述方法包括：将环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液与催化裂解催化剂接触进行催化裂解反应，得到反应产物和待生催化剂，所述反应产物含有干气、液化气、裂解汽油和裂解柴油，所述液化气含有丙烯和丁烯；将反应产物和待生催化剂分离，将所得待生催化剂进行再生，将再生催化剂作为所述催化裂解催化剂使用。采用本发明的方法对环氧丙烷共氧化法联产工艺废液进行处理可以经成熟工艺实现将该废液转化为高价值产品丙烯和丁烯，并降低了环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液的处理难度，处理后废水的COD降低至260mg/L以下。

Description

环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液的再利用方法
技术领域
本发明涉及一种环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液的再处理方法。
背景技术
环氧丙烷(Propylene Oxide，简称PO)，又名甲基环氧乙烷或氧化丙烯，是重要的基本有机化工合成原料，是仅次于聚丙烯和丙烯腈的第三大丙烯类衍生物。目前已工业化的环氧丙烷生产工艺包括应用最为广泛的氯醇法以及共氧化法、异丙苯氧化法和过氧化氢直接氧化法等。氯醇法的产品选择性好，操作负荷弹性大，工艺流程短，而且其对原料丙烯的要求纯度低，但是氯醇法的不足之处在于产品质量不高，生产过程中，需要消耗大量水，而且每生产1吨环氧丙烷会排放40-50吨高盐污水和1-1.5吨废渣。与氯醇法相比，共氧化法在解决“三废”污染、腐蚀大和环保方面有很大的优势，其大幅度提高了单套装置的生产规模，同时联产产品(苯乙烯、叔丁醇、甲基叔丁基醚或者异丙苯过氧化物)也能分担部分成本，具有更强的市场竞争优势。
环氧丙烷的共氧化法联产甲基叔丁基醚(PO/MTBE)生产工艺在生产过程中会排放高浓度废液，从结果分析，废液中的主要有机污染物为甲酸类、酯类、醇类、醛类、丙酮、丁酮、烃类等，除此之外，还含有部分环氧丙烷类、吡唑类、呋喃类、吡喃类等污染物质。这些副产物一般会作为公用工程加热炉燃料，但是作为燃料的经济性较低，且废液含水易造成加热炉波动。若希望显著提升环氧丙烷的共氧化法联产甲基叔丁基醚(PO/MTBE)生产工艺的整体效益，则需要将其中的主要有机污染物进行进一步加工利用。
CN103086874A公开了一种由丙烯和异丁烷共氧化法生产环氧丙烷的装置所联产的叔丁醇的利用方法，该方法包括：(1)将装置联产的叔丁醇溶液汽化并预热至100-300℃之后，与温差不超过50℃的压缩空气、第一稀释气体组成混合气体，通过第一催化剂床层进行第一段氧化反应，反应温度为300-450℃，得到第一氧化产物；(2)将第一氧化产物的温度调整为200-300℃，并与温度为220-280℃的压缩空气和第二稀释气体混合，然后通过第二催化剂床层进行第二段氧化反应，反应温度为240-380℃，得到第二氧化产物；(3)将第二氧化产物用温度为0-100℃的水进行吸收，得到粗甲基丙烯酸水溶液。该方法中有丙烯和异丁烷共氧化制备环氧丙烷工艺中联产的叔丁醇，不经过精制提纯可以直接用于制备甲基丙烯酸。
CN106336061A公开了一种PO副产TBA裂解制异丁烯高浓废水的处理方法，该方法包括如下步骤：采用催化氢解的方法将含有有机物的高浓废水中的醚类、酯类分解成醇类化合物，将醛酮生成醇类化合物，将烯烃加氢生成饱和烷烃；将含有醇类和烷烃的废水进行闪蒸处理，从闪蒸塔塔顶采出含有小分子醇的物流，塔釜彩色含有大分子醇及烷烃的物流；将含有大分子醇及烷烃的物流通过闪蒸、聚凝分离等手段，分离出含有大分子醇及烷烃的物流，得到的废水的COD可降至500ppm以下，再经生化处理后排放。
上述环氧丙烷生产中高浓度废液的处理方法仅限于实现废液中特定种类组分的回收利用，分离和后续产品的精制流程长，而且需要新建装置和投资，对于提高资源回收利用的效益来说并不经济。因此，需要开发一种解决上述现有技术中的不足，能够有效处理并充分利用环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液中有价值组分的废液的再利用的方法。
发明内容
本发明的目的是针对现有环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液处理的缺点，并结合该废液的特点，提供一种新的环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液的再利用方法，所述方法能够实现将低价值的环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液转化为高价值的丙烯和丁烯产品，同时降低废液的处理难度。
本发明的发明人通过研究后发现，环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液中的C3含氧化合物和C4含氧化合物的含量较高，在利用成熟的重质原料油催化裂解工艺装置的基础上，通过适宜的反应环境，将环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液进行催化裂解反应，能够使环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液中的C3含氧化合物和C4含氧化合物充分转化为高经济价值的低碳烯烃产物丙烯和丁烯，实现了所述废液的再利用。这一转化反应既实现了基本无价值的环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液的资源回收利用，又能产出高经济价值的化工原料，大大提升环氧丙烷的共氧化法联产工艺装置的经济效益，同时还能降低环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液的处理难度。
根据本发明的一种具体实施方式，本发明将环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液送入提升管反应器中与催化裂解催化剂接触进行催化裂解反应，通过适宜的反应环境，实现对环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液进行有效的再利用，实现将低价值废液转化为高价值的丙烯和丁烯产品，同时降低环氧丙烷的联产工艺废液的处理难度。
为了实现上述目的，本发明提供了一种环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液的再利用方法，其中，所述方法包括：将环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液与催化裂解催化剂接触进行催化裂解反应，得到反应产物和待生催化剂，所述反应产物含有干气、液化气、裂解汽油和裂解柴油，所述液化气含有丙烯和丁烯；将反应产物和待生催化剂分离，将所得待生催化剂进行再生，将再生催化剂作为所述催化裂解催化剂使用。
优选地，将环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液送入提升管反应器中与催化裂解催化剂接触进行催化裂解反应。
采用本发明的再利用方法对环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液进行处理可以经成熟工艺实现将基本无价值的环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液的资源回收再利用，从而转化为高价值低碳烯烃产品丙烯和丁烯，并有效降低环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液的处理难度，使得处理后废液的COD降低至300mg/L以下。
本发明提供的再利用方法，不仅适用于PO/MTBE工艺装置，其他采用共氧化法制备PO联产产品的工艺装置也可以适用，降低了投资成本。
本发明提供的再利用方法不仅解决了环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液，特别是PO/MTBE废液的合理、高效利用问题，实现了通过简单成熟的工艺来使低价值废液转化为高价值产物的目的，且更为经济有效，同时也解决了石化原料短缺的问题，提高了石化行业的经济效益和社会效益。
附图说明
图1为本发明一种具体实施方式的再利用方法的流程示意图，也包括本发明系统的一种具体实施方式的结构示意图。
附图标记说明
1-提升管反应器；2-再生器；3-沉降器；4-汽提段；
5-(提升管反应器1出口端)第一旋风分离器；
6-(提升管反应器1出口端)第二旋风分离器；
7-(连通第一旋风分离器5、第二旋风分离器6的气体出口与大油气管线17)集气室；
8-第一待生催化剂斜管管线；
9-第一待生滑阀；
10-第二待生催化剂斜管管线；
11-(连通再生器2与提升管反应器1)第三再生催化剂斜管管线；
12-(连通再生器2与提升管反应器1)第四再生催化剂斜管管线；
13-第二再生滑阀；
14-(为提升管反应器1输送预提升介质)预提升介质管线；
15-环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液进料管线；
16-汽提蒸汽管线；
17-大油气管线；
18-(再生器2)主风入口管线；
19-空气分配器；
20-再生器旋风分离器；
21-(与再生器旋风分离器20气体出口连通)烟气管道。
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。
根据本发明，所述环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液的再处理方法包括：将环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液与催化裂解催化剂接触进行催化裂解反应，得到反应产物和待生催化剂，所述反应产物含有干气、液化气、裂解汽油和裂解柴油，所述液化气含有丙烯和丁烯；将反应产物和待生催化剂分离，将所得待生催化剂进行再生，将再生催化剂作为所述催化裂解催化剂使用。
本发明通过在苛刻的催化裂解条件下，将所述环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液进行催化裂解反应，能够将所述环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液中的C3含氧化合物和C4含氧化合物进行充分的催化裂解，从而将其转化为高经济价值的低碳烯烃产物丙烯和丁烯。
根据本发明，将所述环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液与催化裂解催化剂接触进行催化裂解反应的反应装置为本领域技术人员所公知。为了能够保证所述环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液的充分裂解反应，根据本发明的一种优选的实施方式，所述将环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液与催化裂解催化剂接触进行的催化裂解反应在提升管反应器中进行。
根据本发明，所述提升管反应器的结构和类型为本领域技术人员所公知。例如，所述提升管反应器可以为等径提升管反应器，也可以为变径提升管反应器，优选为等径提升管反应器，具体来说，其中，所述变径提升管反应器例如可以为等线速提升管反应器。
根据本发明，所述提升管反应器可以设置有一个或多个进料口，每个进料口进料的比例可以相同，也可以不同。所述提升管反应器由下至上可以包括预提升段和至少一个反应区，为了使原料能够充分反应，并根据不同的目的产物品质需求，所述反应区可以为2-8个，优选为2-3个。
根据本发明，所述环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液包括采用共氧化法制备环氧丙烷(PO)并联产产品的各种工艺中的废液，例如，所述环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液可以选自环氧丙烷的共氧化法联产甲基叔丁基醚工艺废液、环氧丙烷的共氧化法联产苯乙烯工艺废液、环氧丙烷的共氧化法联产叔丁醇工艺废液以及环氧丙烷的共氧化法联产异丙苯过氧化物工艺废液中的至少一种。本发明的发明人发现，本发明的再利用方法对于环氧丙烷的共氧化法联产甲基叔丁基醚工艺废液(PO/MTBE)的转化更为适合，且效果更佳，并以此来体现本发明的再利用方法的处理效果。其中，所述PO/MTBE废液含有但不限于：以所述PO/MTBE废液总重量为基准，含有10-30重量％的水，10-30重量％的烃类，40-80％的含氧化合物(优选为C1-C8的含氧化合物)；以含氧化合物总重量为基准，其中含有10-85％的酮类化合物，0-50％的醇类化合物，0-30％的醚类化合物，0-10％的醛类及酯类化合物。
根据本发明，所述催化裂解反应的条件一般包括反应温度和反应时间。为了进一步保证环氧丙烷共氧化法联产工艺废液的更适宜的反应环境而充分转化为低碳烯烃产品丙烯和丁烯，所述催化裂解反应的条件包括：反应温度(出口温度，下同)为560-750℃，反应时间为1-10秒，反应压力(表压，下同)为0.05-1MPa；催化裂解催化剂与环氧丙烷共氧化法联产工艺废液的重量比为1-100；优选地，反应温度为580-720℃，反应时间为2-6秒，催化裂解催化剂与环氧丙烷共氧化法联产工艺废液的重量比为5-50；更优选地，反应温度为600-680℃，反应时间为2-4秒，催化裂解催化剂与环氧丙烷共氧化法联产工艺废液的重量比为10-40。
根据本发明，所述再利用方法还包括：在将环氧丙烷的联产工艺废液与催化裂解催化剂接触之前先将环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液预热至350-450℃，优选为380-420℃，再送入提升管反应器中与催化裂解催化剂接触。
根据本发明，所述催化裂解催化剂为能够催化所述环氧丙烷共氧化法联产工艺废液进行催化裂解从而得到含有干气、液化气、裂解汽油和裂解柴油的反应产物的催化剂。所述催化裂解催化剂可以商够获得，也可以按照本领域技术人员公知的方法制备获得。具体来说，所述催化裂解催化剂含有沸石、无机氧化物和可选的粘土。根据本发明的一种具体实施方式，以干基计并以催化裂解催化剂的总重量为基准，所述催化裂解催化剂含有1-60重量％的沸石、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土。优选情况下，为了进一步保证环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液的充分催化裂化，以干基计并以沸石的总重量为基准，所述沸石含有50-100重量％的中孔沸石和0-50重量％的大孔沸石；更优选地，以干基计并以沸石的总重量为基准，所述沸石含有70-95重量％的中孔沸石和5-30重量％的大孔沸石。所述中孔沸石和大孔沸石沿用本领域常规的定义，即中孔沸石的平均孔径为0.5-0.6nm。大孔沸石的平均孔径为0.7-1nm。所述中孔沸石可以为具有MFI结构的沸石，例如ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，也可对上述中孔沸石用磷等非金属元素和/或铁、钴、镍等过渡金属元素进行改性，有关ZRP更为详尽的描述参见US5,232,675，ZSM系列沸石选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-38、ZSM-48和其它类似结构的沸石之中的一种或更多种的混合物，有关ZSM-5更为详尽的描述参见US3,702,886。所述大孔沸石可以选自稀土Y(REY)、稀土氢Y(REHY)、超稳Y和高硅Y中的一种或多种。所述无机氧化物作为粘结剂可以为二氧化硅(SiO2)和/或三氧化二铝(Al2O3)。所述粘土作为基质(载体)，可以为高岭土和/或多水高岭土。
根据本发明，催化裂解反应后得到反应产物和待生催化剂，所述反应产物含有干气、液化气、裂解汽油和裂解柴油，所述液化气含有丙烯和丁烯；先将反应产物和待生催化剂分离，将所得待生催化剂进行再生，将再生催化剂作为所述催化裂解催化剂使用。将得到的反应产物经后续的分离系统分离为干气、液化气、裂解汽油和裂解柴油等馏分，然后将液化气经气体分离流程进一步分离得到丙烯和丁烯，从反应产物中分离丙烯和丁烯的方法为本领域常规技术，本发明对此没有限制，在此不详细描述。
根据本发明，将待生催化剂进行再生的方法为本领域技术人员所熟知。优选情况下，将所得待生催化剂在再生器中与含氧气体接触进行烧焦再生。再生过程中，一般从再生器的底部引入含氧气体，含氧气体例如可以为空气或氧气引入再生器后，待生催化剂与含氧气体接触烧焦再生，待生催化剂烧焦再生后生成的烟气在再生器上部气固分离，烟气进入后续能量回收系统。根据本发明，当所述环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液在提升管反应器中与催化裂解催化剂接触进行催化裂解反应时，优选情况下，将再生催化剂返回提升管反应器中作为所述催化裂解催化剂使用。再生的条件一般包括：再生温度为550-750℃，优选为600-730℃，更优选为650-700℃；含氧气体表观线速为0.5-3米/秒，优选为0.8-2.5米/秒，更优选为1-2米/秒；待生催化剂平均停留时间为0.6-3分钟，优选0.8-2.5分钟，更优选1-2分钟。
根据本发明，所述再利用方法还包括：将再生催化剂返回提升管反应器中作为所述催化裂解催化剂使用之前，将来自再生器的再生催化剂送入脱气罐中进行脱气后再送入提升管反应器中作为所述催化裂解催化剂使用，脱气罐脱气所得含氧气体返回再生器中，脱气罐中再生催化剂由汽提气例如水蒸气进行去除含氧气体等杂质。
下面将结合附图1通过具体实施方式来进一步说明本发明，但是本发明并不因此而得到任何限制。
图1所示，本发明提供的处理方法的工艺流程包括：预提升介质经预提升介质管线14由提升管反应器1底部进入，来自第四再生催化剂斜管管线12的再生催化剂经第二再生滑阀13调节后进入提升管反应器1的底部，在预提升介质的提升作用下沿提升管反应器向上加速运动，与来自环氧丙烷的联产工艺废液进料管线15的PO/MTBE废液接触发生反应，之后继续向上运动。生成的反应产物油气和失活的待生催化剂进入沉降器3中的第一旋风分离器5和第二旋风分离器6，实现待生催化剂与反应产物油气的分离，反应产物油气进入集气室7，催化剂细粉由料腿返回沉降器3。沉降器3中待生催化剂流向汽提段4，与来自汽提蒸汽管线16的蒸汽接触。从待生催化剂中汽提出的反应产物油气经第一旋风分离器5和第二旋风分离器6后进入集气室7。汽提后的待生催化剂经第一待生催化剂斜管管线8、经第一待生滑阀9调节后再经10-第二待生催化剂斜管管线进入再生器2，来自主风入口管线18的空气经空气分配器19分配后进入再生器2，烧去位于再生器2底部的密相床层中待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，烟气经再生器旋风分离器20的上部气体烟气管道21进入后续能量回收系统。其中，所述预提升介质可以为干气、水蒸气或它们的混合物。再生后的催化剂经第四再生催化剂斜管管线12循环到提升管反应器1的底部，可以通过第二再生滑阀13控制催化剂循环量，气体经第三再生催化剂斜管管线11返回再生器2内，集气室7中的反应产物油气经过大油气管线17进入后续分离系统。
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中，环氧丙烷的共氧化联产工艺废液为PO/MTBE废液，其性质如表1所示。
以下实施例和对比例中所用的催化裂解催化剂商品牌号为DMMC-2，由中国石油化工股份有限公司催化剂分公司齐鲁催化剂厂生产，性质如表2所示。
以下实施例和对比例中，处理后废水中COD含量的测定方法为重铬酸钾法(GB/T11914-1989)。
实施例1
按照图1的流程进行试验。原料为：PO/MTBE废液。催化裂解反应在等径提升管反应器中型装置上进行。预热的PO/MTBE废液(预热至390℃)进入提升管反应器下部与催化裂解催化剂接触进行催化裂解反应。预提升介质经预提升介质管线由提升管反应器底部进入，来自第四再生催化剂斜管管线的再生催化剂经第二再生滑阀调节后进入提升管反应器的底部，在预提升介质的提升作用下沿提升管反应器向上加速运动，与来自环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液进料管线的PO/MTBE废液接触发生反应。
反应产物和待生催化剂从提升管反应器出口进入密闭式旋风分离器，反应产物和待生催化剂快速分离，反应产物在分离系统按馏程进行切割，从而得到干气、液化气和汽油等馏分，将液化气进一步分离为丙烯和丁烯。待生催化剂在重力作用下进入汽提段，由水蒸气汽提出待生催化剂上吸附的烃类产物，汽提后的催化剂进入到再生器，与空气接触进行再生，再生温度为680℃，空气表观线速为1.5米/秒；待生催化剂平均停留时间为1.2分钟。再生后的催化剂进入脱气罐，以除去再生催化剂吸附和携带的空气，脱气后的再生催化剂返回到提升管反应器中循环使用。操作条件和产品分布列于表3。
实施例2-3
按照实施例1的方法，不同的是，催化裂解反应条件有所不同，具体操作条件和产品分布列于表3。
表1
原料组成 重量％
水 7.49
甲醇 0.68
丙酮 41.22
乙酸 3.93
乙二醇 5.04
叔丁醇 13.44
异丁酸 2.17
1-叔丁基-2-丙醇 9.45
甲酸丁酯 0.23
乙二醇乙醚 1.68
烃类 14.67
表2
Figure BDA0002156132060000121
表3
Figure BDA0002156132060000122
从表3的结果可以看出，本发明的再利用方法能够将环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液有效转化为低碳烯烃产品丙烯和丁烯，丙烯产率在20％以上，丁烯产率在15％以上，实现了资源的回收再利用，而且还降低了环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液的处理难度，处理后废水的COD降低至260mg/L以下。
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 (12)

1.一种环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液的再利用方法，其特征在于，所述方法包括：
将环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液与催化裂解催化剂接触进行催化裂解反应，得到反应产物和待生催化剂，所述反应产物含有干气、液化气、裂解汽油和裂解柴油，所述液化气含有丙烯和丁烯；
将反应产物和待生催化剂分离，将所得待生催化剂进行再生，将再生催化剂作为所述催化裂解催化剂使用；
其中，所述环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液选自环氧丙烷的共氧化法联产甲基叔丁基醚工艺废液、环氧丙烷的共氧化法联产叔丁醇工艺废液、环氧丙烷的共氧化法联产苯乙烯工艺废液以及环氧丙烷的共氧化法联产异丙苯过氧化物工艺废液中的至少一种；
其中，所述催化裂解催化剂含有沸石、无机氧化物和可选的粘土；
其中，所述催化裂解反应的条件包括：反应温度为560-750℃，反应时间为1-10秒，催化裂解催化剂与环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液的重量比为1-100。
2.根据权利要求1所述的再利用方法，其中，反应温度为580-720℃，反应时间为2-6秒，催化裂解催化剂与环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液的重量比为5-50。
3.根据权利要求2所述的再利用方法，其中，反应温度为600-680℃，反应时间为2-4秒，催化裂解催化剂与环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液的重量比为10-40。
4.根据权利要求1所述的再利用方法，其中，
以干基计并以催化裂解催化剂的总重量为基准，所述催化裂解催化剂含有1-60重量％的沸石、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土；
以干基计并以沸石的总重量为基准，所述沸石含有50-100重量％的中孔沸石和0-50重量％的大孔沸石；
所述中孔沸石为ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，所述大孔沸石选自稀土Y、稀土氢Y、超稳Y和高硅Y中的一种或多种；
所述无机氧化物为二氧化硅和/或三氧化二铝；
所述粘土为高岭土和/或多水高岭土。
5.根据权利要求4所述的再利用方法，其中，以干基计并以沸石的总重量为基准，所述沸石含有70-95重量％的中孔沸石和5-30重量％的大孔沸石。
6.根据权利要求1-5中任意一项所述的再利用方法，其中，将环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液送入提升管反应器中与催化裂解催化剂接触进行催化裂解反应。
7.根据权利要求1-5中任意一项所述的再利用方法，所述方法还包括：在将环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液与催化裂解催化剂接触之前先将环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液预热至350-450℃。
8.根据权利要求7所述的再利用方法，其中，
在将环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液与催化裂解催化剂接触之前先将环氧丙烷的共氧化法联产工艺废液预热至380-420℃。
9.根据权利要求6所述的再利用方法，其中，将所得待生催化剂在再生器中与含氧气体接触进行烧焦再生，再生的条件包括：再生温度为550-750℃；含氧气体表观线速为0.5-3米/秒；待生催化剂的平均停留时间为0.6-3分钟。
10.根据权利要求9所述的再利用方法，其中，将所得待生催化剂在再生器中与含氧气体接触进行烧焦再生，再生的条件包括：再生温度为600-730℃；含氧气体表观线速为0.8-2.5米/秒；待生催化剂的平均停留时间为0.8-2.5分钟。
11.根据权利要求10所述的再利用方法，其中，将所得待生催化剂在再生器中与含氧气体接触进行烧焦再生，再生的条件包括：再生温度为650-700℃；含氧气体表观线速为1-2米/秒；待生催化剂的平均停留时间为1-2分钟。
12.根据权利要求9所述的再利用方法，其中，所述方法还包括：将再生催化剂返回提升管反应器中作为所述催化裂解催化剂使用之前，将再生催化剂送入脱气罐中进行脱气，脱气后所得含氧气体返回再生器中。
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