CN109642164A

CN109642164A - 包括热解、加氢裂化、加氢脱烷基化和蒸汽裂解步骤的集成工艺配置

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Publication number: CN109642164A
Application number: CN201780050674.4A
Authority: CN
Inventors: 拉维钱德尔·纳拉扬斯瓦米; 克里希纳·库马尔·拉马穆尔蒂; 阿布拉尔·A·哈基姆; 拉腊·加兰-桑切斯; 尼古拉斯·戈伊海内; 桑托希·甘吉
Original assignee: SABIC Global Technologies BV
Current assignee: SABIC Global Technologies BV
Priority date: 2016-09-22
Filing date: 2017-09-21
Publication date: 2019-04-16
Anticipated expiration: 2037-09-21
Also published as: US20190161683A1; CN109642164B; JP6942178B2; WO2018055555A1; EP3516012B1; JP2019533041A; US10513661B2; EP3516012A1

Abstract

一种处理塑料废物的工艺，包括将塑料废物转化为烃液体和第一C₁至C₄气体；在加氢处理单元中使烃液体流与第一加氢处理催化剂接触，得到第一烃产物和第二C₁至C₄气体流，其中第一烃产物包含C₅+液体烃；将第一烃产物引入包含蒸馏塔的第一分离单元以制备经处理的烃流和第一重质流，其中经处理的烃流包含C₅至C₈烃，并且其中第一重质流包含C₉+烃；在加氢脱烷基化单元中，使第一重质流与加氢脱烷基化催化剂接触以制备第二烃产物和第三C₁至C₄气体流，其中第二烃产物包含C₅+液体烃；将第二烃产物输送到第一分离单元；将经处理的烃流和蒸汽进料到蒸汽裂解器以制备蒸汽裂解器产物流；将蒸汽裂解产物分离成烯烃气、饱和烃气、芳香烃和第二重质流；并将第二重质流输送到加氢处理单元。

Description

包括热解、加氢裂化、加氢脱烷基化和蒸汽裂解步骤的集成工艺配置

技术领域

本公开涉及通过包含热解、加氢处理、加氢脱烷基化和蒸汽裂解的工艺由混合塑料制备烃流，其中C₆至C₈范围内的单环芳香烃和轻质气体烯烃是优选的产物。

背景技术

废塑料可能含有聚氯乙烯(PVC)和/或聚偏二氯乙烯(PVDC)。通过热解过程，废塑料可以转化为气体产物和液体产物。这些液体产物可含有链烷烃、异链烷烃、烯烃、环烷烃和芳香烃组分以及浓度为数百ppm的有机氯化物。然而，由于需要非常低浓度的氯化物和有限的烯烃含量的进料规格，热解过程的液体产物(例如，热解油)可能不会用作蒸汽裂解器的进料。因此，需要不断开发由废塑料制备烃进料的方法，以满足某些蒸汽裂解器的进料要求。

附图说明

图1显示用于制备烃流的混合塑料加工系统；

图2显示实施例1的数据表；

图3A和3B显示实施例2的数据表；

图4A和4B显示实施例4的数据表；

图5A和5B显示实施例5的数据表；

图6A、6B、6C、6D、6E和6F显示实施例6的数据表；

图7显示低深度热解过程的液体产物的沸点分布图，显示了温度相对于质量百分比的变化；

图8显示实施例7的数据表；

图9A、9B和9C显示实施例9的数据表；

图10A、10B和10C显示实施例10的数据表；

图11A、11B、11C和11D显示实施例11的数据表；

图12A、12B、12C、12D、12E和12F显示实施例12的数据表；

图13A、13B、13C、13D和13E显示实施例13的数据表；

图14A、14B、14C、14D和14E显示实施例14的数据表；

图15A和15B显示实施例15的数据表；

图16A和16B显示实施例17的数据表；

图17显示实施例18的数据表；和

图18A、18B和18C显示实施例19的数据表。

具体实施方式

本文公开了用于处理塑料垃圾以制备高价值产物(如烯烃和芳香族化合物)的工艺和系统。该工艺可包括从热解单元中回收烃液体流；由烃液体流制备经处理的烃流和第一重质流；由第一重质流制备第二烃产物，其中第二烃产物中C₆至C₈芳香烃的量大于第一重质流中C₆至C₈芳香烃的量。该工艺还可以包括将经处理的烃流的至少一部分进料到蒸汽裂解器以制备蒸汽裂解器产物流。出于本文公开的目的，除非另有说明，术语“量”是指基于该特定组合物的总重量(例如，该特定组合物中存在的所有组分的总重量)，特定组合物中给定组分的重量％。

除了在操作实施例中或另有说明之外，在说明书和权利要求中使用的涉及成分的量、反应条件等的所有数字或表达应理解为在所有情况下均由术语“约”修饰。本文公开了各种数值范围。由于这些范围是连续的，因此它们包括最小值和最大值之间的每个值。描述相同特征或组分的所有范围的端点可独立组合并包括所述端点。除非另有明确说明，否则本申请中指定的各种数值范围是近似值。针对相同组分或属性的所有范围的端点包括端点并且可独立组合。术语“X或多于X”表示指定的组分以X值的量和大于X值的量存在。

名词前不指定数目是表示存在至少一个引用项。如本文所用，单数形式包括复数指示物。

如本文所用，“其组合”包括一种或多于一种所述要素，任选地与未列举的类似要素一起，例如，包括一种或多于一种指定组分的组合，任选地与一种或多于一种其他未具体指定的具有基本相同功能的组分一起。如本文所用，术语“组合物”包括共混物、混合物、合金、反应产物等。

混合塑料(例如塑料废物)的加工过程参见图1，更详细的说明如下。

图1示出了混合塑料加工系统100，其将塑料热解并使氯化物脱氯、加氢裂化长链分子、使烷基化的芳香烃加氢脱烷基化，并且可另外氢化烯烃和进一步使氯化物脱氯以提供满足引入蒸汽裂解器50的要求的进料。系统100包括热解单元10、热解分离单元20、加氢处理单元30、第一分离单元40、蒸汽裂解器50、加氢脱烷基化单元60、第二分离单元70、洗涤器80和任选的氯化物吸附单元85。

一种加工塑料废物(例如混合塑料)的方法，可包括在热解单元中将塑料废物转化为烃液体流和第一C₁至C₄气体流的步骤。该方法可包括将混合塑料引入热解单元以制备热解产物(例如烃(HC)产物)，其中热解产物包括气相和液相。

混合塑料(如废塑料)既可置于热解单元10中，也可通过混合塑料流11进料到热解单元10。在热解单元10中，混合塑料流11通过热解转化为热解产物流12，其中热解产物流12包括气相(例如，热解气体，如C₁至C₄气体、一氧化碳(CO)、二氧化碳(CO₂)、盐酸(HCl)气体等)和液相(例如热解液)。

通过混合塑料流11装入或进料到热解单元10的混合塑料可包括消费后的废塑料，例如混合塑料废料。混合塑料包括氯化塑料(例如氯化聚乙烯)、聚氯乙烯(PVC)、聚偏二氯乙烯(PVDC)、非氯化塑料(例如聚烯烃、聚乙烯、聚丙烯、聚对苯二甲酸乙二酯(PET)、聚对苯二甲酸丁二酯、聚苯乙烯、共聚物等)等，或其混合物。在一些方面，混合塑料可包括PVC、PVDC、聚对苯二甲酸乙二酯、聚对苯二甲酸丁二酯、聚烯烃、聚苯乙烯等、或其组合。一般来说，废塑料由长链分子或聚合物烃组成。本文公开的废塑料还包括废旧轮胎。混合塑料可包括原始混合塑料和/或废混合塑料。

混合塑料流11可包含氯化物，基于混合塑料的总重量，该氯化物的量等于或大于约10重量百万分比(ppmw)、50ppmw、100ppmw、200ppmw、300ppmw、400ppmw、500ppmw、600ppmw、700ppmw、800ppmw、900ppmw、600ppmw或1000ppmw。混合塑料流11可包含PVC和/或PVDC，基于混合塑料的总重量，该PVC和/或PVDC的量等于或大于约400ppmw、或等于或大于约700ppmw、或等于或大于约1000ppmw。

热解单元10可以是任何配置为将废塑料转化为气相产物和液相产物(例如，同时地)的合适容器。该容器可配置用于气相、液相、气-液相、气-固相、气-液-固相或泥浆相操作。该容器可包含一个或多于一个惰性材料或热解催化剂的床，所述惰性材料或热解催化剂包括砂、沸石、氧化铝、催化裂解催化剂或其组合。通常，热解催化剂能够将热量传递给在热解单元10中经历热解过程的组分。或者，热解单元10可以在没有任何催化剂(例如纯热解)的情况下操作。可以绝热操作、等温操作、非绝热操作、非等温操作或其组合操作热解单元10。本公开的热解反应可以在单个阶段或多个阶段中进行。例如，热解单元10可以是串联的流体连接的两个反应器容器。

在热解单元10包括两个容器的配置中，热解过程可以分为第一阶段和第二阶段，第一阶段在第一容器中进行，第二阶段与第一阶段的下游流体连接，第二阶段在第二容器中进行。如本领域技术人员所理解的，在本公开的帮助下，第二阶段可以增强从第一阶段流入第二阶段的中间热解产物流的热解，以制备从第二阶段流出的热解产物流12。在一些配置中，第一阶段可利用废塑料的热裂解，第二阶段可利用废塑料的热裂解或催化裂解以制备从第二阶段流出的热解产物流12。或者，第一阶段可利用废塑料的催化裂解，第二阶段可利用废塑料的热裂解或催化裂解以制备从第二阶段流出的热解产物流12。

在一些配置中，热解单元10可包括配置为将混合塑料转化为气相和液相产物的一个或多于一个设备。该一个或多于一个设备可以包含或不包含上述惰性材料或热解催化剂。这类设备的实例包括加热挤出机、加热旋转窑、加热罐式反应器、填充床反应器、鼓泡流化床反应器、循环流化床反应器、空加热容器、其中塑料沿着壁向下流动并裂解的封闭加热表面、由烘箱或熔炉或其他提供加热表面以协助裂解的设备包围的容器中的一个或多于一个。

热解单元10可配置为热解(例如裂解)、并在一些方面(例如向热解单元10中添加氢气)额外地氢化进料到热解单元10中的混合塑料流11的组分。可在热解单元10中发生的反应的实例包括但不限于将一种或多于一种芳香烃转化为一种或多于一种环烷烃、将一种或多于一种正链烷烃异构化为一种或多于一种异链烷烃、将一种或多于一种环烷烃选择性开环为一种或多于一种异链烷烃、将长链分子裂解成短链分子、从含杂原子的烃中除去杂原子(例如脱氯)、使在该过程中生成的焦炭氢化、或其组合。

在热解单元10的一种或多于一种配置中，在热解阶段的全部或部分中使用顶空吹扫气体(将废塑料转化为液相和/或气相产物)以增强塑料的裂解、制备有价值的产物、提供蒸汽裂解的进料、或其组合。顶空吹扫气体可包括氢气(H₂)、C₁至C₄烃类气体(例如烷烃、甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、异丁烷)、惰性气体(例如氮气(N₂)、氩气、氦气、蒸汽)等、或其组合。顶空吹扫气体的使用有助于在热解单元10中的脱氯。可以将顶空吹扫气体引入热解单元10，以帮助去除热解单元10中熔化的混合塑料中夹带的挥发物。

可以在热解单元10中加入含氢(H₂)的流以在热解单元环境中富集H₂、协助去除在热解单元中夹带的氯化氢、提供在热解熔体或液体中富含氢的局部环境、或其组合；例如，通过含H₂的流直接进料到热解单元，而不依赖于混合塑料流11。在一些方面，H₂也可以与流11一起引入热解单元10，并且采用足够的安全措施用于塑料进料的氢处理。

热解单元10可促进混合塑料流11的组分在氢气存在下的任何反应或与氢气的任何反应。可以发生的反应例如，将氢原子加成到不饱和分子(例如，烯烃、芳香族化合物、形成的焦炭)的双键上以制备饱和分子(例如，链烷烃、异链烷烃、环烷烃)。另外或替代地，热解单元10中的反应可引起有机化合物的键断裂，以及随后的反应和/或用氢取代杂原子。

在热解单元10中使用氢气可以具有有益的效果：i)由于裂解而减少焦炭；ii)使催化剂(如果有的话)在过程中处于活跃状态；iii)改善从流11中除去氯化物，使得来自热解单元10的热解产物流12相对于混合塑料流11基本上脱氯，这最小化了热解单元10的下游单元中的氯化物去除要求；iv)烯烃的加氢；v)减少热解产物流12中的二烯烃；vi)有助于在降低的温度下操作热解单元10，以使热解单元10中的混合塑料流11的转化水平相同；或i)至vi)的组合。

热解单元10的热解过程可以是低深度，也可以是高深度。低深度热解过程可以在250℃至450℃、或者275℃至425℃、或者300℃至400℃的温度下进行，这可以制备富含单烯烃和二烯烃的热解油以及显著量的芳香烃，并且可以包括使热解产物流12具有本文公开的氯化物含量的氯化物量。高深度热解过程可以在450℃至750℃、或者500℃至700℃、或者550℃至650℃的温度下进行，并且可以制备富含芳香烃的热解油。高深度工艺的液体产物可包括氯化物，其使热解产物流12具有本文公开的氯化物含量。

在一些配置中，热解单元10可包括脱挥发分挤出机。可以向热解单元10中引入净化气体，以促进从热解单元10中去除含有氯化物的气态物质。可用于混合塑料热解和加工的脱挥发分挤出机在2016年8月1日提交的美国临时专利申请第62/369379号中有更详细的描述。

废塑料热解方法的一个实例在美国专利第8895790号中公开，该专利通过引用整体并入本文。热解方法的另一个实例公开在国际公开第WO2016/009333A1号和2016年3月30日提交的美国专利申请第15/085445号中，每个专利申请的全部内容通过引用并入本文。

热解产物流12可作为来自热解单元10的流出物回收并输送(例如，通过泵送、重力、压差等流动)至热解分离单元20。

在热解单元中将塑料废物转化为烃液体流和第一C₁至C₄气体流的步骤还可以包括将热解分离单元20中的热解产物流12分离为第一C₁至C₄气体流22和烃液体流21，其中第一C₁至C₄气体流22包含热解产物流12的至少一部分气相，并且其中烃液体流21包含热解产物流12的至少一部分液相。热解分离单元20可包括任何合适的气液分离器，例如汽液分离器、油气分离器、气液分离器、脱气器、脱液器、洗涤器、捕集器、闪蒸鼓、压缩机吸罐、重力分离器、离心分离器、过滤叶片分离器、除雾垫、液气聚结器、蒸馏塔等、或其组合。

在一些配置下，热解分离单元20可以是冷凝器，其在将部分热解产物流12压缩为烃类液体(例如液体产物)的条件下运行，同时使烃类气体保持在气相(如气体产物)中。液体产物在烃液体流21中从热解分离单元20流出，气体产物在第一C₁至C₄气体流22中从热解分离单元20流出。

第一C₁至C₄气体流22可包括C₁至C₄烃、H₂、惰性气体(例如氮气(N₂)、氩气、氦气、蒸汽、CO₂、CO)、HCl等、或其组合。第一C₁至C₄气体流22可包括混合塑料流11的至少一部分氯化物。

第一C₁到C₄气体流22还可被引入到洗涤器80中，稍后将对此进行更详细的描述。

烃液体流21可包括链烷烃、异链烷烃、烯烃、环烷烃、芳香族化合物、有机氯化物或其组合。当烃液体流21包含链烷烃、异链烷烃、烯烃、环烷烃和芳香族化合物时，该流可称为PIONA流；当烃液体流21包含链烷烃、烯烃、环烷烃和芳香族化合物时，该流可称为PONA流。

烃液体流21可包含一种或多于一种氯化物(例如有机氯化物，如脂肪族含氯烃、芳香族含氯烃和其他含氯烃)，其量低于混合塑料流11中的氯化物量。基于烃液体流21的总重量，烃液体流21中氯化物的量可小于2000ppmw、1500ppmw、1000ppmw、500ppmw、100ppmw、50ppmw、25ppmw或10ppmw。基于烃液体流21的总重量，烃液体流21中氯化物的量可等于或大于1ppmw、5ppmw、10ppmw或20ppmw。一种或多于一种氯化物从混合塑料到烃液体流的减少是由于热解单元10中混合塑料的脱氯。

如本文所讨论的，本文所公开的方法的各个方面考虑了分子的加氢裂化，特别是烃液体流21中的重烃分子。因此，可以设想，烃液体流21中至少有一部分含有重烃分子(例如，也称为热解油的重馏分)。考虑了热解油的重馏分的加氢裂化以满足蒸汽裂解器50的规格。在一方面，基于烃液体流21的总重量，烃液体流21中的重烃分子的量可小于10重量％。或者，基于烃液体流21的总重量，烃液体流21中的重烃分子的量可以为10重量％至90重量％。如本文稍后将更详细描述的，重烃分子可包括链烷烃、异链烷烃、烯烃、环烷烃、芳香烃或其组合。在一些方面，重烃分子可包括C₁₆和更大的烃。当烃液体流21与加氢处理单元30中的第一加氢处理催化剂接触时，烃液体流21中大于5重量％、10重量％、15重量％、20重量％、25重量％、30重量％或更多的重烃分子被加氢裂化。

可存在于烃液体流21中的链烷烃的实例包括但不限于C₁至C₂₂正链烷烃和异链烷烃。基于烃液体流21的总重量，链烷烃可以以小于10重量％的量存在于烃液体流21中。或者，基于烃液体流21的总重量，链烷烃可以以10重量％、20重量％、30重量％、40重量％、50重量％、60重量％或更多的量存在于烃液体流21中。虽然某些烃液体流包含碳数高达22的链烷烃，但本公开不限于碳数22作为合适范围的链烷烃的上限，链烷烃可包括更高的碳数，例如23、24、25、26、27、28、29、30、31、32、33、34、35、36、37、38、39、40和更高。在一些方面，烃液体流21中的至少一部分链烷烃包含至少一部分重烃分子。

可存在于烃液体流21中的烯烃的实例包括但不限于C₂至C₁₀烯烃及其组合。在将氢气引入热解单元10的情况下，由于在热解单元10中的氢化反应，基于烃液体流21的总重量，烯烃可以以小于10重量％的量存在于烃液体流21中。或者，基于烃液体流21的总重量，烯烃可以以5重量％、10重量％、20重量％、30重量％、40重量％或更多的量存在于烃液体流21中。虽然某些烃液体流包含碳数高达10的烯烃，但本公开不限于将碳数10作为合适范围的烯烃的上限，烯烃可包含更高的碳数，例如11、12、13、14、15、16、17、18、19、20、21、22、23、24、25、26、27、28、29、30和更高。在一些方面，烃液体流21中的一种或多于一种烯烃的至少一部分包含至少一部分重烃分子。或者，烃液体流21中的重烃分子都不是烯烃。

在一些方面，烃液体流21不包含烯烃，例如烃液体流21基本上不含烯烃。在一些方面，烃液体流21包含少于1重量％、0.1重量％、0.01重量％或0.001重量％的烯烃。

可存在于烃液体流21中的环烷烃的实例包括但不限于环戊烷、环己烷、环庚烷、环辛烷。基于烃液体流21的总重量，环烷烃可以以小于10重量％的量存在于烃液体流21中。或者，基于烃液体流21的总重量，环烷烃可以以10重量％、20重量％、30重量％、40重量％或更多的量存在于烃液体流21中。虽然某些烃液体流包含碳数高达8的环烷烃，但本公开不限于碳数8作为合适范围的环烷烃的上限，烯烃可包含更高的碳数，例如9、10、11、12、13、14、15、16、17、18、19、20、21、22、23、24、25、26、27、28、29、30和更高。在一些方面，烃液体流21中的至少一部分环烷烃包含至少一部分重烃分子。

烃液体流21可包含碳数为6、7、8、9、10、11、12、13、14、15、16、17、18、19、20、21、22、23、24、25、26、27、28、29、30和更高的芳香烃。在某一方面，芳香烃碳数可高达22。本发明中适用于作为烃液体流21的一部分的芳香烃的非限定性实例包括苯、甲苯、二甲苯、乙苯、丙苯、三甲苯、四甲苯、丁苯、二甲基萘、联苯等、或其组合。基于烃液体流21的总重量，芳香烃可以以5重量％、10重量％、15重量％、20重量％、25重量％、30重量％、35重量％、40重量％、50重量％、60重量％或更多的量存在于烃液体流21中。在一些方面，烃液体流21中的至少一部分芳香烃包含至少一部分重烃分子。

在一些方面，等于或大于约90重量％、或者95重量％、或者可替代地99重量％的烃液体流21的特征在于沸点低于约370℃。

如图1所示，烃液体流21的至少一部分可输送至加氢处理单元30，以制备第一烃产物流31和第二C₁至C₄气体流32。加氢处理单元30可以是任何合适的加氢处理反应器，例如加氢裂化反应器、以热解方式运行的催化裂解器、以热解方式运行的流体催化裂解器、加氢处理器等、或其组合。加氢处理单元30配置为加氢裂化长链分子(例如烃液体流21中所含的重烃分子)、脱氯和氢化进料到加氢处理单元30的烃液体流21的组分。在加氢处理单元30中，烃液体流21在氢气存在的情况下与第一加氢处理催化剂接触，以生成第一烃产物流31。预期烃液体流21可以以向上流动、向下流动、径向流动或其组合的方式与第一加氢处理催化剂接触，同时分阶段添加或不分阶段添加烃液体流21、H₂流或其组合。

加氢处理单元30可以是配置为包含本文公开的第一加氢处理催化剂的任何容器。该容器可配置用于气相、液相、汽-液相、气-液-固相或浆相操作。加氢处理单元30可包括固定床、流化床、移动床、沸腾床、浆态床或其组合配置中的第一加氢处理催化剂的一个或多于一个床。可以绝热操作、等温操作、非绝热操作、非等温操作或其组合操作加氢处理单元30。在一方面，加氢处理单元30可以包括一个或多于一个容器。

加氢处理单元30可促进烃液体流21的组分在氢气存在下的任何反应或其与氢气的任何反应。反应可以通过将氢原子加成到不饱和分子(例如，烯烃、芳香族化合物)的双键上而制备饱和分子(例如，链烷烃、异链烷烃、环烷烃)。另外，加氢处理单元30中的反应可能导致有机化合物的键断裂，导致烃分子“裂解”为两个或多个较小的烃分子、或导致随后的反应和/或用氢取代杂原子。在加氢处理单元30中可能发生的反应的实例包括但不限于：烯烃的氢化、从含杂原子的烃中去除杂原子(例如脱氯)、将大的链烷烃或异链烷烃加氢裂化为较小的烃分子、将芳香烃加氢裂化为较小的环状烃或非环状烃、一种或多于一种芳香族化合物转化为一种或多于一种环烷烃、一种或多于一种正链烷烃异构化为一种或多于一种异链烷烃、一种或多于一种环烷烃选择性开环为异链烷烃、或其组合。

在一个方面，在氢气存在下使烃液体流21与第一加氢处理催化剂接触制备C₁至C₄气体和C₅+(C₅和更重的)液体烃。预期使用如本文所述的第一加氢处理催化剂在加氢处理单元30中进行脱氯，且不使用氯吸附剂、不添加有效量的Na₂CO₃以起到脱氯剂的作用、或两者都不添加。

第一加氢处理催化剂可以是用于烯烃和芳香烃的氢化(例如饱和)的任何催化剂(例如，可商购获得的加氢处理催化剂)。第一加氢处理催化剂可以包括氧化铝载体上的钴钼催化剂(Co-Mo催化剂)、氧化铝载体上的镍钼催化剂(Ni-Mo催化剂)、氧化铝载体上的钨钼催化剂(W-Mo催化剂)、氧化铝载体上的钴钼氧化物、氧化铝载体上的镍钼氧化物、氧化铝载体上的钨钼氧化物、氧化铝载体上的钴钼硫化物、氧化铝载体上的镍钼硫化物、氧化铝载体上的钨钼硫化物、包含一种或多于一种金属的沸石等、或其组合。适合作为第一加氢处理催化剂的其他催化剂可以包括氧化铝载体上的铂钯催化剂(Pt-Pd催化剂)、适用于浆料加工的硫化镍、适用于浆料加工的硫化钼等、或其组合。沸石可包括ZSM-5、ZSM-11、Y、高硅Y、USY等、或其组合。沸石的一种或多于一种金属的每种金属可以独立地选自钴、钼、钨、镍、钛、铜、镁、锡、铁、锌、钨、钒、镓、钙、锰、钌和铼。

在烃液体流21包含一种或多于一种硫化物和一种或多于一种氯化物的配置中，使烃液体流21与第一加氢处理催化剂接触，以通过硫化使第一加氢处理催化剂活化，并通过氯化使第一加氢处理催化剂酸化。使第一加氢处理催化剂与含有一种或多于一种硫化物、一种或多于一种氯化物或两者的烃液体流21连续接触可以连续地保持催化剂活性。出于本文公开的目的，关于第一加氢处理催化剂的术语“催化剂活性”或“催化活性”是指第一加氢处理催化剂催化加氢处理反应，例如加氢裂化反应、加氢脱氯反应等的能力。

可以通过使第一加氢处理催化剂与含有硫化物和/或氯化物的流(例如，烃液体流21、掺杂流、催化剂活化流等)接触而原位和/或非原位活化第一加氢处理催化剂(例如氯化的和硫化的第一加氢处理催化剂)。

对第一加氢处理催化剂进行氯化制备了具有用于加氢裂化烃液体流21的组分的加氢裂化位点(氯化的氧化铝)的第一加氢处理催化剂。

对第一加氢处理催化剂进行硫化并维持硫化形式制备了具有用于氢化烃液体流21的组分的氢化位点(硫化的金属)的第一加氢处理催化剂。在一方面，一种或多于一种硫化物可以有效量包含在烃液体流21中和/或添加到烃液体流21中，以使烃液体流21的硫含量为基于烃液体流21的总重量的约0.05重量％至约5重量％、或者约0.1重量％至约4.5重量％、或者约0.5重量％至约4重量％。存在于加氢处理单元30中的至少一部分硫在第二C₁至C₄气体流32中作为H₂S被除去，以提供蒸汽裂解器和炼油厂单元中下游加工的可接受的低硫水平。

在进入加氢处理单元30之前，可以向烃液体流21中加入含H₂的流。另外地或替代地，可在加氢处理单元30中加入含H₂的流以使加氢处理单元环境富含H₂，例如通过独立于烃液体流21直接进料含H₂的流到加氢处理单元中，和/或将H₂加入到进料至加氢处理单元的烃液体流21中。加氢处理单元30的加氢速率通常足以达到本文公开的氢气与烃的比。

公开的加氢处理单元30可在各种工艺条件下操作。例如，可在加氢处理单元30中在100℃至500℃、或者在125℃至450℃、或者替代地在200℃至400℃的温度下进行氢气存在下的烃液体流21与第一加氢处理催化剂的接触。加氢处理单元30的温度可以通过使用进料(例如烃液体流21)预热炉和/或进料加氢处理单元出水换热器来实现。在氢气存在的情况下，在加氢处理单元30中，以1巴至200巴、或10巴至150巴、或替代地以20巴至60巴的表压，使烃液体流21与第一加氢处理催化剂接触。在氢气存在的情况下，在加氢处理单元30中，以0.1hr^-1至10hr^-1；或者替代地以1hr^-1至3hr^-1的重时空速(WHSV)，使烃液体流21与第一加氢处理催化剂接触。在氢气存在的情况下，在加氢处理单元30中，以10NL/L至3000NL/L；或者替代地以200NL/L至800NL/L的氢气与烃(H₂/HC)的流量比，使烃液体流21与第一加氢处理催化剂接触。

在一些配置下，加氢处理单元30可以是用于精炼操作的温和加氢裂化器，其中可在100巴的表压和430℃的温度下操作加氢处理单元30。如本领域技术人员所理解的，并在本公开的帮助下，可以在较低的压力下操作加氢处理单元30，以节省氢气消耗并保存单环芳香烃(并且仅饱和二芳香烃和多芳香烃和烯烃)。如本领域技术人员所理解的，并在本公开的帮助下，由于塑料热解油与石油残渣相比富含氢气，因此可以在低于100巴的较低表压下进行加氢处理。此外，如本领域技术人员所理解的，并在本公开的帮助下，超过100巴的较高表压也可以用于塑料热解油。

第二C₁至C₄气体流32可包括C₁至C₄烃、H₂、惰性气体(例如氮气(N₂)、氩气、氦气、蒸汽)、H₂S、HCl等、或其组合。第二C₁至C₄气体流32可包括烃液体流21的至少一部分氯化物。第二C₁至C₄气体流32可包括烃液体流21的至少一部分硫。

第二C₁到C₄气体流32还可以引入到洗涤器80中，稍后将对此进行更详细的描述。

第一烃产物流31可作为来自加氢处理单元30的流出物回收并输送(例如，流动)至第一分离单元40。第一烃产物流31包含C₅+液体烃，其中C₅+液体烃包含重烃分子。由于在加氢处理单元30中在氢气的存在下使烃液体流21与第一加氢处理催化剂接触的步骤期间加氢裂化来自烃液体流的至少一部分重烃分子，第一烃产物31中重烃分子的量小于烃液体流21中重烃分子的量。

第一分离单元40可以包括任何合适的分离单元，该分离单元配置为将第一烃产物31分离为经处理的烃流41和第一重质流42，其中经处理的烃流41包含C₅至C₈烃，其中第一重质流42包含C₉+烃。例如，第一分离单元40可包括一个或多于一个蒸馏塔。一般来说，一个或多于一个蒸馏塔可基于其沸点和形成共沸物的能力来分离第一烃产物31的组分。例如，包含C₅至C₈烃的较低沸点馏分可以在蒸馏塔的顶部作为经处理的烃流41回收，而包含C₉+烃的较高沸点馏分可以在蒸馏塔底部作为第一重质流42回收。

经处理的烃流41可包含C₅至C₈烃，其中C₅至C₈烃包括C₅至C₈芳香烃例如苯、甲苯、二甲苯(BTX)、乙苯(EB)等、以及C₅至C₈链烷烃、C₅至C₈异链烷烃和C₅至C₈环烷烃。

经处理的烃流41的特征在于沸点低于烃液体流21的沸点和/或第一烃产物流31的沸点。在一些方面，等于或大于约97重量％、或者98重量％、或者替代的99.9重量％的经处理的烃流41的特征在于沸点低于约370℃，或者替代地低于350℃。

经处理的烃流41的特征在于其烯烃含量低于烃液体流21的烯烃含量。在一些方面，经处理的烃流41的特征可在于基于经处理的烃流41的总重量，烯烃含量小于约1重量％、0.1重量％、0.01重量％或0.001重量％。

经处理的烃流41的特征在于其氯化物含量低于烃液体流21的氯化物含量，其中氯化物含量的降低是由于在加氢处理单元30中在氢气的存在下使烃液体流21与第一加氢处理催化剂接触的步骤期间烃液体流21的脱氯化氢作用。经处理的烃流41可包含一种或多于一种氯化物，基于经处理的烃流41的总重量，该一种或多于一种氯化物的量小于约10ppmw氯化物、或者小于约5ppmw氯化物、或者小于约3ppmw氯化物。

在一些方面，经处理的烃流41可以被引入至蒸汽裂解器50，下文将对此作更详细的描述。在其他方面，经处理的烃流41可以在芳香烃分离单元回收C₆至C₈芳香烃后被引入至蒸汽裂解器50。

第一重质流42的特征在于其沸点大于第一烃产物流31的沸点。第一重质流42可以包含C₉+芳香烃(例如，烷基化的芳香烃)、C₉+链烷烃、C₉+异链烷烃、C₉+环烷烃等。

第一重质流42的特征在于其烯烃含量低于烃液体流21的烯烃含量。在一些方面，第一重质流42的特征可在于基于第一重质流42的总重量，烯烃含量小于约1重量％、0.1重量％、0.01重量％或0.001重量％。

第一重质流42的特征在于其氯化物含量低于烃液体流21的氯化物含量，其中氯化物含量的降低是由于在加氢处理单元30中在氢气的存在下使烃液体流21与第一加氢处理催化剂接触的步骤期间烃液体流21的脱氯化氢作用。第一重质流42可包含一种或多于一种氯化物，基于第一重质流42的总重量，该一种或多于一种氯化物的量小于约10ppmw氯化物、或者小于约5ppmw氯化物、或者小于约3ppmw氯化物。

在一些配置中，第一重质流42的一部分42a可以被输送到加氢处理单元30。不希望受理论的束缚，将一部分第一重质流引入加氢处理单元可以增加蒸汽裂解器的烯烃收率，同时降低蒸汽裂解器的芳香烃收率，这是由于较少量的第一重质流在加氢脱烷基化单元中转化为C₆至C₈芳香烃。

如图1所示，第一重质流42的至少一部分可输送至加氢脱烷基化单元60，以制备第二烃产物流61和第三C₁至C₄气体流62。加氢脱烷基化单元60可以是任何合适的加氢处理反应器，例如加氢裂化反应器、以热解方式运行的催化裂解器、以热解方式运行的流化催化裂解器、加氢处理装置、加氢脱烷基化反应器等、或其组合。加氢脱烷基化单元60配置为加氢脱烷基化，并且在一些配置中另外地加氢裂化、脱氯和氢化进料至加氢脱烷基化单元60的第一重质流42的组分。在加氢脱烷基化单元60中，第一重质流42在氢气存在的情况下与第二加氢处理催化剂接触，生成第二烃产物流61。预期第一重质流42可以向上流动、向下流动、径向流动或其组合的方式与第二加氢处理催化剂接触，同时分阶段添加或不分阶段添加第一重质流42、H₂流或其组合。

加氢脱烷基化单元60可以是配置为包含本文公开的第二加氢处理催化剂的任何容器。该容器可配置用于气相、液相、汽-液相、气-固相、气-液-固相或浆相操作。加氢脱烷基化单元60可包括固定床、流化床、移动床、沸腾床、浆态床或其组合配置中的第二加氢处理催化剂的一个或多于一个床。可以绝热操作、等温操作、非绝热操作、非等温操作或其组合操作加氢脱烷基化单元60。在一方面，加氢脱烷基化单元60可以包括一个或多于一个容器。

加氢脱烷基化单元60可促进第一重质流42的组分在氢气存在下的任何反应或其与氢气的任何反应。加氢脱烷基化单元60中的反应包括C₉+芳香烃的加氢脱烷基化反应，其中C₉+芳香烃在氢气的存在下形成分子量较低的芳香烃(如C₆至C₈芳香烃)和烷烃。例如，三甲苯可以发生加氢脱烷基化反应以制备二甲苯和甲烷。在加氢脱烷基化单元60中可以发生其他反应，例如在不饱和分子(例如，烯烃、芳香族化合物)的双键上加成氢原子而得到饱和分子(例如，链烷烃、异链烷烃、环烷烃)。另外，加氢脱烷基化单元60中的反应可能导致有机化合物的键断裂，导致烃分子“裂解”为两个或多于两个较小的烃分子、或导致随后的反应和/或用氢取代杂原子。在加氢脱烷基化单元60中可能发生的反应的实例包括但不限于：C₉+芳香烃的加氢脱烷基化、烯烃的氢化、从含杂原子的烃中去除杂原子(例如脱氯)、将大的链烷烃或异链烷烃加氢裂化为较小的烃分子、将芳香烃加氢裂化为较小的环状烃或非环状烃、一种或多于一种芳香族化合物转化为一种或多于一种环烷烃、一种或多于一种正链烷烃异构化为一种或多于一种异链烷烃、一种或多于一种环烷烃选择性开环为异链烷烃、或其组合。

第二加氢处理催化剂可以是用于烯烃和芳香烃的氢化(例如饱和)的任何合适的催化剂(例如，可商购获得的加氢处理催化剂)，例如对于第一加氢处理催化剂所述的催化剂。此外，第二加氢处理催化剂可以是任何合适的加氢脱烷基化催化剂(例如，可商购获得的加氢脱烷基化催化剂)，例如氧化铝载体上的铬氧化物、二氧化硅载体上的铬氧化物、氧化铝载体上的钼氧化物、二氧化硅载体上的钼氧化物、氧化铝载体上的铂、二氧化硅载体上的铂、氧化铝载体上的铂氧化物、二氧化硅载体上的铂氧化物等、或其组合。第一加氢处理催化剂和第二加氢处理催化剂可以相同或可以不同。

在第一重质流42包含一种或多于一种硫化物和一种或多于一种氯化物的配置中，使第一重质流42与第二加氢处理催化剂接触，通过硫化使第二加氢处理催化剂活化，并通过氯化使第二加氢处理催化剂酸化。使第二加氢处理催化剂与含有一种或多于一种硫化物、一种或多于一种氯化物或两者的第一重质流42连续接触可以连续地保持催化剂活性。出于本文公开的目的，关于第二加氢处理催化剂的术语“催化剂活性”或“催化活性”是指第二加氢处理催化剂催化加氢处理反应的能力，例如加氢脱烷基化反应、加氢裂化反应、加氢脱氯反应等。

可以通过使第二加氢处理催化剂与含有硫化物和/或氯化物的流(例如，第一重质流42、掺杂流、催化剂活化流等)接触而原位和/或非原位活化第二加氢处理催化剂(例如氯化的和硫化的第二加氢处理催化剂)。

对第二加氢处理催化剂进行氯化制备了具有用于加氢裂化第一重质流42的组分的加氢裂化位点(氯化的氧化铝)的第二加氢处理催化剂。

对第二加氢处理催化剂进行硫化和维持硫化形式制备了具有用于氢化第一重质流42的组分的氢化位点(硫化的金属)的第二加氢处理催化剂。在一方面，一种或多于一种硫化物可以有效量包含在第一重质流42中和/或添加到第一重质流42中，以使第一重质流21的硫含量为基于第一重质流21的总重量的约0.05重量％至约5重量％、或者约0.1重量％至约4.5重量％、或者约0.5重量％至约4重量％。存在于加氢脱烷基化单元60中的至少一部分硫在第三C₁至C₄气体流62中作为H₂S被除去，以提供蒸汽裂解器和炼油厂单元中下游加工的可接受的低硫水平。

在进入加氢脱烷基化单元60之前，可以向第一重质流42中加入含H₂的流。另外地或替代地，可以将含氢气的流加入加氢脱烷基化单元60中以使加氢处理单元环境富含氢气，例如通过独立于第一重质流42直接进料含氢气的流至加氢脱烷基化单元。加氢脱烷基化单元60的加氢速率通常足以达到本文公开的氢气与烃的比。

公开的加氢脱烷基化单元60可在各种工艺条件下操作。例如，可在加氢脱烷基化单元60中在100℃至500℃、或者在125℃至450℃、或者替代地在200℃至400℃的温度下，在氢气的存在下使第一重质流42与第二加氢处理催化剂接触。可在加氢脱烷基化单元60中在1巴至100巴、或在10巴至60巴、或替代地在20巴至50巴的表压下，在氢气的存在下使第一重质流42与第二加氢处理催化剂接触。可在加氢脱烷基化单元60中以0.1hr^-1至10hr^-1；或者替代地以1hr^-1至3hr^-1的重时空速(WHSV)，在氢气的存在下使第一重质流42与第二加氢处理催化剂接触。可在加氢处理单元60中以10NL/L至3000NL/L；或者替代地以200NL/L至800NL/L的氢气与烃(H₂/HC)的流量比，在氢气的存在下使第一重质流42与第二加氢处理催化剂接触。

第三C₁至C₄气体流62可包含C₁至C₄烃、H₂、惰性气体(例如氮气(N₂)、氩气、氦气、蒸汽)、H₂S、HCl等，或其组合。第三C₁至C₄气体流62可包含第一重质流42的至少一部分氯化物。第三C₁至C₄气体流62可包含第一重质流42的至少一部分硫。

第三C₁至C₄气体流62还可以被引入到洗涤器80中，稍后将对此进行更详细的描述。

在混合塑料加工系统100的一些配置中，第一C₁至C₄气体流22的至少一部分、第二C₁至C₄气体流32的至少一部分、第三C₁至C₄气体流62的至少一部分或其组合可以被引入到洗涤器80中(例如酸性气体洗涤器)以制备经处理的C₁至C₄气体流81，其中经处理的C₁至C₄气体流81中的酸性气体(例如H₂S、HCl、CO、CO₂等)的量分别小于第一C₁至C₄气体流22、第二C₁至C₄气体流32、第三C₁至C₄气体流62、或其组合中的酸性气体的量。

通常，经处理的C₁至C₄气体流81可包含氢气、甲烷、乙烷、乙烯、丙烷、丙烯、丁烷、丁烯、丁二烯等、或其组合。

洗涤器80可含有苛性碱溶液(例如，氢氧化钠和/或氢氧化钾在水中的溶液)，其可从第一C₁至C₄气体流22的至少一部分、第二C₁至C₄气体流32的至少一部分、第三C₁至C₄气体流62的至少一部分、或其组合中除去(例如，通过反应、吸附、吸收或其组合除去)至少一部分酸性气体，以制备经处理的C₁至C₄气体流81。至少一部分经处理的C₁至C₄气体流81还可以与氯化物吸附剂接触，以从经处理的C₁至C₄气体流81中除去任何残留的氯化物，例如在任选的氯化物吸附剂单元85中，该单元可包含氯化物吸附剂。适用于本公开的氯化物吸附剂的非限制性实例包括凹凸棒石、活性炭、白云石、膨润土、铁氧化物、针铁矿、赤铁矿、磁铁矿、氧化铝、γ氧化铝、二氧化硅、铝硅酸盐、离子交换树脂、水滑石、尖晶石、铜氧化物、锌氧化物、钠氧化物、钙氧化物、镁氧化物、负载金属的沸石、分子筛13X等、或其组合。

由于加氢脱烷基化单元60的加氢脱烷基化反应，第二烃产物流61中C₉+芳香烃的量小于第一重质流42中C₉+芳香烃的量。基于第二烃产物流61的总重量，第二烃产物流61可含有小于30重量％的C₉+芳香烃。如本领域技术人员所理解的，并在本公开的帮助下，第一重质流42和第二烃产物流61之间的C₉+芳香烃的量的减少也是由于C₉+芳香烃在加氢脱烷基化单元60中参与加氢裂化反应、加氢反应，以及C₉+芳香烃在加氢脱烷基化单元60中参与加氢脱烷基化反应。

此外，第二烃产物流61还可以包含大于第一重质流42中C₆至C₈芳香烃的量的C₆至C₈芳香烃的量。与第一重质流42中C₆至C₈芳香烃的量相比，第二烃产物流61中的C₆至C₈芳香烃的量增加了等于或者大于约1重量％，其中C₆至C₈芳香烃的量增加是由于在加氢脱烷基化单元60中在氢气的存在下使第一重质流42与第二加氢处理催化剂接触的步骤期间，来自第一重质流42的至少一部分C₉+芳香烃的加氢脱烷基化。

尽管至少一部分C₉+芳香烃被加氢脱烷基化以制备C₆至C₈芳香烃，但由于加氢脱烷基化单元60中至少一部分芳香烃的氢化和/或加氢裂化，预期第二烃产物流61中的芳香烃总量小于第一重质流42中芳香烃的总量。如本领域技术人员所理解的，并在本公开的帮助下，当通过加氢脱烷基化反应制备C₆至C₈芳香烃时，存在于加氢脱烷基化单元60中的一部分C₆至C₈芳香烃(无论是通过加氢脱烷基化或通过第一重质流42制备)将经历氢化和/或加氢裂化。

此外，由于加氢脱烷基化单元60中的氢化反应，第二烃产物流61可含有一种或多于一种烯烃，基于第二烃产物流61的总重量，该一种或多于一种烯烃的量小于1重量％。

第二烃产物流61可以包含C₅+液体烃，例如C₅至C₈烃和C₉+烃。可将至少一部分第二烃产物流61引入第一分离单元40以制备包含C₅至C₈烃的经处理的烃流41，和包含C₉+烃的第一重质流42。

在一些配置中，第二烃产物流61的一部分61a可以被输送至加氢处理单元30。

如图1所示，至少一部分经处理的烃流41可以进料至蒸汽裂解器50，其中经处理的烃流41满足蒸汽裂解器对氯化物含量、烯烃含量和沸点终点的进料要求。通常，蒸汽裂解是将饱和烃分解为更小的、通常是不饱和的烃(即，烯烃)的过程。在蒸汽裂解中，烃进料流例如经处理的烃流41可以用蒸汽稀释并在没有氧气的情况下在炉中或裂解器例如蒸汽裂解器50中短暂加热。通常，蒸汽裂解反应温度非常高，在800℃左右或更高，并且停留时间可以很短(例如，大约几毫秒)以提高收率。在达到裂解温度之后，可将裂解气体混合物迅速淬灭以停止反应，例如在输送线热交换器中或在淬火箱内使用淬火油淬灭。

蒸汽裂解器50通常具有进料规格要求，例如，需要具有低氯化物含量、低烯烃含量和具有特定沸点终点或沸点分布的脱氯进料。

在蒸汽的存在下，蒸汽裂解器50在升高的温度下裂解分子或裂解经处理的烃流41中的组分的碳-碳键，以制备高价值的产物。

包含高价值产物的蒸汽裂解器产物流51可以从蒸汽裂解器50中回收，其中高价值产物包括乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯、芳香族化合物等、或其组合。

蒸汽裂解器产物流51的特征可在于其烯烃含量大于经处理的烃流41的烯烃含量。在一些方面，蒸汽裂解器产物流51的特征在于基于蒸汽裂解器产物流51的总重量，其烯烃含量等于或大于约50重量％。

可将至少一部分蒸汽裂解器产物流51和/或至少一部分经处理的C₁至C₄气体流81引入第二分离单元70以制备烯烃气体流71、饱和烃气体流72、芳香烃流73和第二重质流74；其中烯烃气体流71包含乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯或其组合；其中饱和烃气体流72包含甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、氢气或其组合；其中芳香烃流73包含C₆至C₈芳香烃；其中第二重质流74包含C₆至C₈芳香烃以外的C₅+烃(例如，不包括C₆至C₈芳香烃的C₅+烃)。在一些配置中，第二分离单元70可包括多个蒸馏塔。

芳香烃流73中的C₆至C₈芳香烃的量大于第二烃产物流61中的C₆至C₈芳香烃的量。如本领域技术人员所理解的，并在本公开的帮助下，第二烃产物流61还含有在加氢脱烷基化单元60中制备的C₉+烃，而芳香烃流73具有低得多的C₉+烃含量，因为引入到第二分离单元70的大部分C₉+烃在第二重质流74中被回收。特定流中C₆至C₈芳香烃的量是指基于该特定流的总重量，该特定流中C₆至C₈芳香烃的重量％。

在一方面，第二重质流74的至少一部分可以被输送到加氢处理单元30。在一些配置中，第二重质流74的一部分74a可以被输送到加氢脱烷基化单元60。

基于烯烃气体流71、饱和烃气体流72和芳香烃流73的组合的重量，烯烃气体流71、饱和烃气体流72和芳香烃流73的组合的C₉+烃含量小于约5重量％、或者小于约3重量％、或者小于约1重量％。如本领域技术人员所理解的，并且在本公开的帮助下，混合塑料加工系统100配置为使重质流(例如含有C₉+烃的流)再循环至几乎消失，以便在C₆+的回收烃范围内最大限度地回收C₆至C₈芳香烃。第二分离单元70可包括用于回收C₆至C₈芳香烃的芳香烃萃取单元。

处理塑料废物的方法可包括(a)在热解单元中将塑料废物转化为烃液体流和第一C₁至C₄气体流，其中塑料废物包含基于塑料废物的总重量等于或大于约400ppmw的聚氯乙烯和/或聚偏二氯乙烯；(b)在氢气的存在下，在加氢处理单元中，在约300℃至约500℃的温度和约1巴至约60巴的表压下，使至少一部分烃液体流与第一加氢处理催化剂接触以制备第一烃产物和第二C₁至C₄气体流，其中第一烃产物包含C₅+液体烃；(c)将至少一部分第一烃产物引入包含蒸馏塔的第一分离单元以制备经处理的烃流和第一重质流，其中经处理的烃流包含C₅至C₈烃，其中经处理的烃流包含一种或多于一种氯化物，基于经处理的烃流的总重量，该一种或多于一种氯化物的量小于约10ppmw氯化物，其中经处理的烃流包含烯烃，其量基于经处理的烃流的总重量小于约1重量％，其中经处理的烃流的特征在于沸点终点低于约370℃，并且其中第一重质流包含C₉+烃；(d)在氢气的存在下，在加氢脱烷基化单元中，在约300℃至约500℃的温度和约20巴至约40巴的表压下，使至少一部分第一重质流与加氢脱烷基化催化剂接触以制备第二烃产物和第三C₁至C₄气体流，其中第二烃产物包含C₅+液体烃，并且其中第二烃产物中C₆至C₈芳香烃的量大于第一重质流中C₆至C₈芳香烃的量；(e)将至少一部分第二烃产物输送到第一分离单元；(f)将至少一部分经处理的烃流和蒸汽进料到蒸汽裂解器以制备蒸汽裂解器产物流，其中蒸汽裂解器需要(i)基于进料流的总重量，进入蒸汽裂解器的进料流中的氯化物的量小于10ppmw氯化物，(ii)基于进料流的总重量，进入蒸汽裂解器的进料流中的烯烃的量小于1重量％，和(iii)蒸汽裂解器的进料流的沸点终点低于约370℃，并且其中蒸汽裂解器产物流中的烯烃的量大于经处理的烃流中的烯烃的量；(g)将至少一部分蒸汽裂解器产物流引入第二分离单元以制备烯烃气体流、饱和烃气体流、芳香烃流和第二重质流；其中烯烃气体流包含乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯或其组合；其中饱和烃气体流含有甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、氢气或其组合；其中芳香烃流包含C₆至C₈芳香烃；其中第二重质流包含C₆至C₈芳香烃以外的C₅+烃；和(h)将至少一部分第二重质流输送到加氢处理单元。

用于处理塑料废物的系统可包括热解单元、加氢处理单元、第一分离单元、加氢脱烷基化单元、蒸汽裂解器和第二分离单元；其中热解单元配置成接收塑料废物并制备烃液体流和第一C₁至C₄气体流，其中塑料废物包含基于塑料废物的总重量等于或大于约400ppmw的聚氯乙烯和/或聚偏二氯乙烯；其中加氢处理单元包括第一加氢处理催化剂，其中加氢处理单元配置成接收氢气和至少一部分烃液体流并且在约300℃至约500℃的温度和约1巴至约60巴的表压下进行操作，以制备第一烃产物和第二C₁至C₄气体流，并且其中第一烃产物包含C₅+液体烃；其中第一分离单元包括蒸馏塔，该蒸馏塔配置成接收至少一部分第一烃产物并制备经处理的烃流和第一重质流，其中经处理的烃流包含C₅至C₈烃，其中经处理的烃流包含一种或多于一种氯化物，其量基于经处理的烃流的总重量小于约10ppmw氯化物，其中经处理的烃流包含烯烃，其量基于经处理的烃流的总重量小于约1重量％，其中经处理的烃流的特征在于沸点终点低于约370℃，并且其中第一重质流包含C₉+烃；其中加氢脱烷基化单元包含加氢脱烷基化催化剂，其中加氢脱烷基化单元配置成接收氢气和至少一部分第一重质流并且在约300℃至约500℃的温度和约20巴至约40巴的表压下进行操作以制备第二烃产物和第三C₁至C₄气体流，其中第二烃产物包含C₅+液体烃，其中第二烃产物中C₆至C₈芳香烃的量大于第一重质流中C₆至C₈芳香烃的量；其中蒸汽裂解器配置成接收至少一部分经处理的烃流(或是在除去C₆至C₈芳香烃之后的经处理的烃流)并制备蒸汽裂解器产物流，其中蒸汽裂解器需要(i)基于进料流的总重量，进入蒸汽裂解器的进料流中氯化物的量小于10ppmw氯化物，(ii)基于进料流的总重量，进入蒸汽裂解器的进料流中烯烃的量小于1重量％，和(iii)蒸汽裂解器的进料流的沸点终点低于约370℃，其中蒸汽裂解器产物流中烯烃的量大于经处理的烃流中烯烃的量；和其中第二分离单元包括多个蒸馏塔，其配置成接收至少一部分蒸汽裂解器产物流并制备烯烃气体流、饱和烃气体流、芳香烃流和第二重质流；其中烯烃气体流包含乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯或其组合；其中饱和烃气体流包含甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、氢气或其组合；其中芳香烃流包含C₆至C₈芳香烃；其中芳香烃流中C₆至C₈芳香烃的量大于第二烃产物中C₆至C₈芳香烃的量；其中第二重质流包含除C₆至C₈芳香烃之外的C₅+烃；并且其中烯烃气体流、饱和烃气体流和芳香烃流的组合的C₉+烃含量基于烯烃气体流、饱和烃气体流和芳香烃流的组合的重量小于约5重量％。

当与不采用重质流(例如C₉+烃)再循环的其他类似方法相比时，如本文所公开的处理塑料废物的方法可有利地显示出一种或多于一种工艺特征的改进。如本文所公开的用于处理塑料废物的方法和系统有利地整合了热解、加氢裂化、加氢脱烷基化和蒸汽裂解，以最大化地制备C₆至C₈的单环芳香烃和轻质气体烯烃。

如本文所公开的处理塑料废物的方法可有利地将C₉+组分回收利用至消失，以制备更有价值的轻质气体烯烃和C₆至C₈的芳香烃。

分流器(例如分离单元，例如蒸馏塔)可有利地在蒸汽裂解器的上游将石脑油物料(C₅至C₈)进料到蒸汽裂解器，而来自这种分流器的重质流可以经受加氢脱烷基化并转化为C₆至C₈的单环芳香烃和蒸汽裂解器进料。由来自加氢处理单元(例如加氢裂化器)和加氢脱烷基化单元的出口流组成的混合进料可以在蒸汽裂解器的上游进料到分流器。来自蒸汽裂解器的重馏分可以优选地返回进料到加氢裂化器或任选地回到加氢脱烷基化单元中。来自蒸汽裂解器上游的单元(加氢裂化器、加氢脱烷基化、热解)的所有气体可在洗去酸性气体后进料到蒸汽裂解器下游的分离部分。如本文所公开的处理塑料废物的工艺的其他优点对于查看本公开的本领域技术人员而言是明显的。

实施例

已经一般性地描述了本发明主题，给出以下实施例作为本公开的具体实施方案并且证明其实践和优点。应当理解，这些实施例是以举例说明的方式给出的，并不旨在以任何方式限制权利要求的说明。

实施例1至实施例4在位于3区分体管式炉内的固定床反应器中进行。反应器内径为13.8mm，并具有同心设置的3mm外径的床温度计套管。反应器长48.6cm。将市售的氧化铝上的Co-Mo加氢处理催化剂(8g无水干重)沿长度方向破碎成1.5mm长的颗粒，并用SiC以60％SiC比40％催化剂的比例稀释，得到平均粒径为0.34mm的颗粒。这样做是为了避免氯化物在小直径反应器中由于壁滑移或沟流而滑过。预热床和催化剂后惰性床以1mm玻璃珠的形式提供。通过改变受控炉区表面温度将催化剂床温度控制为等温。使用在十六烷中的3重量％的S硫化催化剂(S以二甲基二硫化物的形式引入)。液体进料(即烃液体流)通过计量泵进料到加氢裂化器，并使用质量流量控制器进料H₂气体。将加氢裂化器流出气体冷却以在压力下冷凝出液体(即，液体产物形式的第一烃产物流)，同时允许非冷凝气体(例如，含有氯化物、氯、硫化氢或其组合)分离。在液体冷凝之后，降低液体的压力并使用鼓式湿气计测量流出的气体流量。使用炼厂气分析仪(来自M/s AC Analyticals BV的定制气体分析仪)分析流出气体流量。使用精细烃分析仪GC(DHA)(ASTM D6730)测定液体产物烯烃含量，并使用SIMDIS GC(ASTM D6852)获得沸点表征。使用Chlora M-系列分析仪(单色波长色散X射线荧光技术，ASTM D7536)测量液体产物氯化物含量。

实施例1

实施例1至4给出了与图1的加氢处理单元30有关的方面。

在实施例1中，通过混合30重量％的正十六烷、10重量％的异辛烷、20重量％的1-癸烯、20重量％的环己烷和20重量％的乙苯来制备烃进料混合物。然后加入二甲基二硫化物、2-氯戊烷、3-氯-3-甲基戊烷、1-氯己烷、(2-氯乙基)苯和氯苯，在合并的进料混合物中得到205ppmw有机氯化物和2重量％S的硫含量。将该混合进料混合物用作烃流，其在如上所述的填充床反应器中与加氢处理催化剂在H₂的存在下在280℃反应器温度、60巴反应器表压、0.92hr^-1WHSV和414NL/L H₂/HC流量比的条件下接触。在DHA中分析液体产物(即经处理的烃流)，其中将比C₁₃轻的分子注入GC柱中并冲洗出比C₁₃重的分子。通过DHA测量的液体产物的标准化组成为链烷烃(26.24重量％)、异链烷烃(17.28重量％)、烯烃(0重量％)、环烷烃(33.61重量％)和芳香烃(22.88重量％)。液体产物的SIMDIS分析表明，78重量％的液体产物在180℃沸腾，并且在79重量％，沸点立即变为286℃；表明22重量％(即100-78＝22)的液体产物是十六烷。这意味着进料中的十六烷含量为30％(基于不含氯化物和硫化物的进料计算，由于二甲基二硫化物被转化为气体，因此氯化物被脱氯，从而贡献了小于0.5重量％的产物)，8％的十六烷被加氢裂化为较低的产物。如前所述，这种22重量％的重质化合物(例如十六烷)不能在DHA中分析。将DHA组合物中不含的22重量％十六烷加入到通过DHA分析的液体产物中(DHA组合物乘以注入DHA的0.78分数)，所得液体产物的组成为42.47重量％的链烷烃、13.48重量％的异链烷烃、0重量％的烯烃，26.21重量％的环烷烃和17.84重量％的芳香烃。另外，液体产物的氯化物含量为0.09ppmw。

实施例1表明可以同时脱氯、氢化和加氢裂化含有重烃分子(例如十六烷)、氯化物含量大于200ppm并且烯烃含量为20重量％(基于不含氯化物和硫化物的进料计算)的PIONA烃流，使得一部分重烃分子在加氢裂化后氯化物含量降至小于1ppm，并完全除去烯烃(液体产物中0重量％)。比较进料和液体产物组合物，可以说链烷烃、异链烷烃和环烷烃的量已经增加，而芳香烃的量已经减少，并且烯烃完全耗尽。这清楚地表明了进料中十六烷的加氢裂化以及烯烃的加氢裂化。因此，实施例1另外表明烯烃除被氢化外还被加氢裂化。

液体产物的碳数DHA分析总结显示在图2所示的数据表中。

实施例2

实施例2探讨了操作压力对加氢裂化性能的影响。通过混合30重量％的正十六烷、10重量％的异辛烷、20重量％的1-癸烯、20重量％的环己烷和20重量％的乙苯来制备烃进料混合物。然后加入二甲基二硫化物、2-氯戊烷、3-氯-3-甲基戊烷、1-氯己烷、(2-氯乙基)苯和氯苯，在合并的进料混合物中得到205ppmw有机氯化物和2重量％S的硫含量。将该混合进料混合物用作烃流，其在如上所述的填充床反应器中与硫化的加氢处理催化剂在H₂的存在下在300℃反应器温度、0.92hr^-1WHSV和414NL/L H₂/HC流量比的条件下接触。研究了三种不同的表压条件：实施例2A为60巴、实施例2B为20巴、实施例2C为10巴。使用SIMDIS分析实施例2A至2C中每一个的液体产物(即经处理的烃流)，结果显示在图3A中所示的数据表中。

沸点低于240℃的液体产物的DHA分析总结显示在图3B中所示的数据表中。

上表中提供的结果表明，对于实施例2A至2C中的每一个，20重量％或更少的液体产物在十六烷沸点范围内沸腾。相反，进料含有30重量％的十六烷(基于不含氯化物和硫化物的进料计算)。因此，在所有压力下，证明了使用氢化催化剂对重烃分子(例如十六烷)的加氢裂化。

在60巴、20巴和10巴下液体产物(即第一烃产物流)的相应氯化物含量分别为0.11ppmw、0.09ppmw和0.12ppmw。

实施例2A(60巴)的液体产物(在DHA中分析)含有0.183重量％的烯烃，对于实施例2B(20巴)含有0.047重量％的烯烃，而对于实施例2C(10巴)含有0重量％的烯烃。在较低表压下，观察到芳香烃显著增加。

实施例2表明可以同时对含有重烃分子(例如十六烷)和氯化物含量大于200ppmw的PIONA烃流进行脱氯和加氢裂化，使得在所有压力测试中，一部分重烃分子被加氢裂化，且氯化物含量降至小于1ppm。

实施例3

在实施例3中，制备烃进料混合物以含有30重量％的正十六烷、10重量％的异辛烷、20重量％的1-癸烯、20重量％的环己烷和20重量％的乙苯。向该混合物中加入上述实施例2中提到的有机氯化物和二甲基二硫化物，得到205ppmw有机氯化物和2重量％S的混合物。将该进料用作烃流，其在如上所述的填充床反应器中与硫化的加氢处理催化剂在H₂的存在下在260℃反应器温度、60巴反应器表压、0.92hr^-1WHSV和414NL/L H₂/HC流量比的条件下接触。液体产物(即第一烃产物流)含有0.1ppmw氯化物。

实施例3证明了在非常低的温度下从烃流中有效地除去氯化物。

实施例4

在实施例4中，通过将塑料热解油(36.3g)与正十六烷(240g)混合，然后加入二甲基二硫化物(硫化物)和1-氯己烷(氯化物)制备进料，得到在进料中2.34重量％的硫含量和836ppm的氯化物。将该进料用作烃流，其在如上所述的填充床反应器中与加氢处理催化剂在H₂的存在下在如图4A显示的数据表中所示的几个操作条件下接触。

反应器流出物的气体组成如下且表明在接近400℃的温度下形成LPG气体，如图4B中显示的数据表所示。

实施例4表明，可以使含有塑料热解油的烃流脱氯，并使液体产物中氯化物的氯化物含量由大于800ppm变为小于5ppm。从上表中可以看出，当反应器床温度升高到350℃或高于350℃时，液体产物(即第一烃产物流)的氯化物含量增加。在低于350℃的温度下，实施例4表明除去氯化物至氯化物含量小于3ppm，甚至是亚ppm水平。

实施例5

实施例5至实施例9提供了与图1的热解单元10和/或热解分离单元12相关的方面。

实施例5显示了热解单元10的高深度操作。将1.5g塑料进料和9g催化剂混合物的量用于流化床反应器中的热解转化，该催化剂混合物具有包含37.5重量％的ZSM-5催化剂且其余为废流化催化裂解器(FCC)催化剂的组合物。关于实施例5的实验设施的细节描述于美国专利公开第2014/0228606A1号中，其通过引用整体并入本文。混合塑料进料具有图5A显示的数据表中所示的组成。

反应开始时的反应温度为670℃。实现的一分钟平均床温为569.6℃。催化剂/进料(C/F)比为6。使用的流化N₂气体流速为175N cc/分钟。沸点低于240℃的芳香烃和液体异链烷烃产物的总收率分别为31.6重量％和5.76重量％。它们在沸点低于240℃的液体产物中的各自浓度为74.72重量％和13.22重量％。轻质气体烯烃的收率，即乙烯、丙烯和丁烯的收率之和为32.69重量％，气体产物的总收率为45.17重量％。

沸点低于240℃的液体产物的DHA分析显示在图5B中所示的数据表中。

沸点高于370℃的重质产物的收率为0.86重量％。

实施例6

实施例6显示了热解单元10的高深度操作，其以氢辅助的加氢热解模式操作。将1.5g混合塑料与9g催化剂混合物混合，该催化剂混合物包含62.5重量％废FCC催化剂和37.5重量％ZSM-5沸石催化剂。然后将合并的混合物加入实施例5中所述的流化床反应器中。塑料进料是200微米塑料粉末的形式。使用10％H₂在N₂中的混合物作为载气，流速为175N₂cc/分钟。

通过在引入进料和催化剂混合物之前，分别在600℃、635℃和670℃，即在3个不同的起始温度下保持反应器床温来进行研究。还在与100％N₂作为载气(热解模式)的相同条件下进行研究。对于所研究的每个温度条件，制备并使用一组新的催化剂和进料混合物。

图6A至图6F中的数据表总结了实验结果，其中所有研究使用混合塑料进料和废FCC(62.50重量％)+ZSM-5沸石催化剂(37.5重量％)作为热解催化剂。

总体而言，如图6B显示的数据表所示，气体产物的收率增加且液体产物减少，表明了转化为轻质产物的转化率较高。

可以看出，在加氢热解的情况下，沉积在催化剂上的每单位量焦炭的轻质气体烯烃的收率更高。这意味着在循环流体催化裂解类型的单元中将制备更多的轻质气体烯烃。在这些单元中，性能以恒定的焦炭收率为基础进行比较。这是因为再生器中燃烧的焦炭量受到再生器中可用空气的限制，因此返回到提升管的再生催化剂将在其上具有更多的焦炭(热解模式)或更少的焦炭(加氢热解模式)，这反过来会影响其在提升管中的活性。

如图6C中显示的数据表所示，在加氢热解的情况下，每单位量焦炭沉积的总芳香烃以及C₆至C₈芳香烃收率也更高。这意味着在加氢热解中，在循环流体催化裂解类型的单元中将制备更多的芳香烃产物。

总之，如图6D中显示的数据表所示，与不使用氢载气进行的热解相比，在加氢热解中制备更高价值的化学品(即轻质气体烯烃和芳香烃)。

如图6E中显示的数据表所示，其他益处包括：(a)产物气体的烯烃度增加；

(b)丙烯/丙烷、乙烯/乙烷和丁烯/丁烷的比率增加；(c)加氢热解的氢转移指数(即C₃和C₄饱和物/C₃烯烃的比值)低于仅以氮气作为载气的氢转移指数；(d)与1-丁烯相比，加氢热解中生成更多的C₄异烯烃(即异构化指数较低)。

低于240℃的液体产物的详细的烃分析(DHA)显示在图6F中所示的数据表中。

实施例7

实施例7显示了低深度热解操作。实验装置由不锈钢反应器罐和随后装有ZSM-5沸石挤出物的固定床(管状)反应器组成，并且该管式反应器的出口连接到不锈钢冷凝器/接收罐。使用具有温度控制器的加热带加热反应器罐。将100g实施例5中提供的组合物的混合塑料与75微米平均粒度的ZSM-5沸石催化剂粉末一起加入反应器中并开始加热。反应器温度保持恒定在450℃下1小时。将来自该反应器罐的流出物连续通过填充有ZSM-5挤出物的热管式反应器并保持在450℃。将来自管式反应器的产物送至接收器。使来自接收器的输出气体通过NaOH洗涤器，然后用N₂对其进行稀释并使其通过碳床排出。测试两种不同的催化剂负载如下：(i)实验1：在管式反应器装入相当于进料5重量％的催化剂，并在反应器罐中加入5重量％当量的催化剂(即10重量％的总催化剂)；(i)实验2：在管式反应器装入相当于进料5重量％的催化剂，并在反应器罐中加入15重量％当量的催化剂(即20重量％的总催化剂)。

图7显示了所得液体产物的沸点分布，这表明95重量％的液体产物在370℃以下沸腾。

如图8中显示的数据表所示，沸点低于240℃的液体产物的DHA分析表明烯烃和芳香烃显著存在。

实施例8

实施例8证明了在进料中存在PVC的低深度热解。将100g上述实施例5中提供的组合物的混合塑料进料与2重量％的ZSM-5沸石催化剂粉末混合，并在装有冷凝器的圆底烧瓶中加热。圆底烧瓶在360℃下保温1小时。液体产物中含有60ppmw氯化物。使用N₂气体吹扫圆底烧瓶顶部空间进行的类似实验提供了未检出氯化物含量的液体产物。通过将液体产物在NaOH中熔化然后在水中萃取并使用离子色谱法测量所得的氯化物水溶液含量来确定液体产物中的氯化物含量。该实施例还证明了在热解单元中净化顶部空间以增强脱氯的可能性。

实施例9

实施例9证明了流化床中的低深度热解过程。将1.5g实施例5中提供的组合物的混合塑料进料与9.05g催化剂混合物混合，该催化剂混合物包含62.5重量％的FCC废催化剂和37.5重量％的ZSM-5沸石催化剂。将合并的混合物加入实施例5中所述的流化床反应器中。在加入进料和催化剂混合物之前，反应器的温度为450℃。随着进料加入，反应器温度降低，随后升高至450℃的设定点。以下提供的数据还反映出反应器床中的温度曲线随时间的变化。1分钟、6分钟和10分钟的平均床温分别为333℃、369℃和395℃。1分钟的平均床温表示当反应器中发生大多数温度变化时的平均反应温度深度。6分钟的平均床温表示当反应器温度恢复并达到先前设定值时的温度深度。在低深度情况下，大多数转化预计在6分钟的平均时间内完成。以下数据表明，液体产物是高芳香烃，重于370℃沸点的原料仅为约2重量％，并且大于90重量％的液体产物在350℃以下沸腾。

产物的收率数据显示在图9A中显示的数据表中。

沸点分布显示在图9B中显示的数据表中。

液体产物的详细分析显示在图9C中显示的数据表中。

实施例10

实施例10至15给出了与图1的加氢脱烷基化单元60有关的方面。

除非另有说明，所有加氢处理实验均使用氧化铝上的Co-Mo氧化物加氢处理催化剂进行，并使用以下步骤。通过用掺有来自二甲基二硫化物(DMDS)的3重量％硫的十六烷进料硫化来活化加氢处理催化剂。在催化剂完全硫化后，将含有PIONA(正链烷烃、异链烷烃、烯烃、环烷烃、芳香烃)的氯化物(205ppm)和硫化物(2重量％)进料(30％十六烷、10％异辛烷、20％1-癸烯、20％环己烷和20％乙苯)在260℃的操作温度、60巴的操作表压、0.92hr^-1的重时空速(WHSV)和414NL/L氢气与烃的比率下引入反应器床中。进料的连续操作不仅导致进料的脱氯，而且导致加氢处理催化剂的酸化，从而得到含有氢化(硫化的金属位点)和裂解位点(氯化铝)的催化剂。在该任选的预处理之后，使催化剂与掺杂有机氯化物和硫化物的塑料热解油接触。在以下实施例中涵盖的不同操作条件下，实现了同时脱氯化氢、加氢裂化和加氢脱烷基化。因此，可以生成满足所需规格的蒸汽裂解器进料。

使用含有USY沸石的废流体催化裂解催化剂，在循环流化床提升管反应器中将具有82％聚烯烃、11％聚苯乙烯和7％聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)的组成的混合塑料转化为热解油。进料的罐混合区温度和提升管反应器底部的催化剂为535℃(进料和催化剂引入位置的下游)。气体收率为58.8重量％、液体收率为32.9重量％、焦炭收率为8.4重量％。汽油(<220℃)的收率为29.3重量％，余量液体为柴油和重质馏分。将36g该液体产物与240g正十六烷混合以制备进料混合物(例如烃流)。将得到的混合物用作固定床反应器中的后续实验中的进料，详述于下面的实施例中。通过对240℃以下沸腾的液体进行详细的烃分析(DHA)(ASTM D6730)和用SIMDIS GC(ASTM D6852)进行沸点分布分析来研究进料混合物的组成。在进料混合物中低于240℃沸腾的液体的详细烃分析(DHA)显示在图10A的数据表1中，且该进料的沸点分布显示在图10B中的数据表2中。

表2(图10B)中的结果表明约9.73重量％的进料沸点低于240℃，14.4重量％的进料沸点低于280℃。在无重质烃和未知物的基础上，沸点低于240℃的各种物质的重量％如图10C中的表3所示。进料中含有87.7％的芳香烃。

将有机氯化物和DMDS与该进料混合，得到基于进料的总重量氯化物含量为836ppmw的氯化物，和基于进料的总重量进料的硫含量为2.34重量％的硫。表3(图10C)中的数据将用于实施例12、实施例13、实施例14和实施例15以确定不同烃种类的形成或消耗，表2(图10B)中的数据将用于确定在240℃或280℃以下沸腾的其他液体产物的形成量。

实施例11

如实施例10所述进行加氢处理实验，其中在用固定床催化剂体系的试验中使用掺杂有1034ppmw有机氯化物和2重量％S的正十六烷。该实验在反应器催化剂床温度为300℃、表压为40巴、WHSV为0.92hr^-1、氢气与烃的比为414NL/L的条件下进行。液体产物的模拟蒸馏结果显示在图11A的数据表4中。

表4(图11A)中的结果表明13.5重量％的产物沸点低于240℃，18重量％的产物沸点低于280℃。总沸点对应于正十六烷进料的使用和转化。液体产物中含有0.3ppmw氯化物含量。沸点低于240℃的液体产物的DHA结果显示在图11B的数据表5中。

表5(图11B)中的数据在无重质烃和未知物的基础上标准化，并且沸点低于240℃的液体产物中各种物质的重量％浓度显示在图11C的数据表6中。

通过将13.5重量％的正十六烷转化为沸点低于240℃的物质，计算这些物质在正十六烷进料中重量％的收率，并显示在图11D的数据表7中。

表7(图11D)中的数据表明正十六烷主要转化为正链烷烃、异链烷烃、环烷烃和芳香烃。使用这些数据，可以确定正十六烷在含有热解油的进料混合物中对形成PIONA产物的贡献。

实施例12

如实施例10中所述进行另外的研究，其中实验条件显示在图12A中的数据表8中，并且其中数据如实施例11中所述计算。

对于实施例12，沸点低于240℃的液体产物的DHA结果显示在图12B的数据表9中。

在无重质烃和未知物的基础上，DHA分析结果显示在图12C的数据表10中。与进料的芳香烃含量87.7％相比，在无重质烃和未知物的基础上，产物芳香烃显著下降至13.19％，表明在高压下开环加氢裂化更有利。

液体产物的沸点分布显示在图12D的数据表11中。

表11(图12D)中的结果表明13.3重量％的产物沸点低于240℃，15重量％的产物沸点低于280℃。考虑到13.3重量％的液体产物的沸点低于240℃，计算出相应的进料的物质重量％收率，并显示在图12E的数据表12中。

此外，通过从实施例10中概述的进料重量％组合物中减去表12(图12E)中的收率，获得新的或新形成的物质的收率，并显示在图12F的数据表13中。

表13(图12F)中的数据清楚地表明进料中的烷基芳香烃转化为其他链烷烃、环烷烃和烯烃化合物。在本实验中使用的相对较高的60巴表压下，除了C₆芳香烃外，所有其他芳香烃也会转化。因此，如果优选将所有芳香烃开环，那么高压条件将会有所帮助。

实施例13

如实施例10和实施例12中所述进行另外的研究，其中实验条件如表8(图12A)所示，并且其中数据如实施例11和实施例12中所述进行计算。沸点低于240℃的液体产物的DHA结果显示在图13A的数据表14中。

在无重质烃和未知物的基础上，DHA分析结果显示在图13B中的数据表15中。C₉+芳香烃在进料中含量为66.3％，在产物中下降至23.27％，表明C₉+芳香烃的脱烷基化显著。产物中C₆至C₈芳香烃含量为21.73％，与进料中的21.37％略有变化。

液体产物的沸点分布显示在图13C的数据表16中。

表16(图13C)中的结果表明13.1重量％的产物沸点低于240℃，16.5重量％的产物沸点低于280℃。考虑到13.1重量％的液体产物的沸点低于240℃，计算出相应的进料的物质重量％的收率，并显示在图13D的数据表17中。

此外，通过从实施例10中概述的进料重量％组合物中减去表17(图13D)中的收率，获得新的或新形成的物质的收率，并显示在图13E的数据表18中。

表18(图13E)中的数据清楚地表明进料中的烷基芳香烃转化为其他链烷烃、环烷烃和烯烃化合物。另外，进料中较高分子量的化合物转化为较低分子量的组分。表18(图13E)中的数据清楚地表明C₉至C₁₂芳香烃的减少。与进料中的C₉+芳香烃相比，减少了53％。通过将来自表18(图13E)的C₉+芳香烃的差除以表3中的C₉+芳香烃(图10C)，并通过进一步将结果表示为降低％来计算芳香烃的减少。此外，通过类似的计算，C₆至C₈芳香烃的形成率为36.4％。

实施例14

如实施例10和实施例12中所述进行另外的研究，其中实验条件如表8(图12A)所示，并且数据如实施例11和实施例12中所述进行计算。沸点低于240℃的液体产物的DHA结果显示在图14A的数据表19中。

在无重质烃和未知物的基础上，DHA分析结果显示在图14B的数据表20中。

液体产物的沸点分布显示在图14C的数据表21中。

表21(图14C)中的结果表明13.5重量％的产物沸点低于240℃，28.2重量％的产物沸点低于280℃。考虑到13.5重量％的液体产物的沸点低于240℃，计算出相应的进料的物质重量％的收率，并显示在图14D的数据表22中。

此外，通过从实施例10中概述的进料重量％组合物中减去表22(图14D)中的收率，获得新的或新形成的物质的收率，并显示在图14E的数据表23中。

表23(图14E)中的数据清楚地表明进料中的烷基芳香烃转化为其他链烷烃、环烷烃和烯烃化合物。另外，进料中较高分子量的化合物转化为较低分子量的组分。表23(图14E)中的数据清楚地表明，C₉至C₁₂芳香烃的减少(使用与实施例13中类似的计算，C₉+芳香烃减少45.9％)和C₆至C₈芳香烃的形成(使用与实施例13中类似的计算形成率为20.12％)。

实施例15

如实施例10和实施例12中所述进行另外的研究，其中实验条件如表8(图12A)所示，并且其中数据如实施例11和实施例12中所述进行计算。液体产物的沸点分布显示在图15A的数据表24中。

表24(图15A)中的结果表明21.8重量％的产物沸点低于240℃，50.3重量％的产物沸点低于280℃。

总之，在图15B的数据表25中显示了实施例13至实施例16的结果总结。

实施例12至实施例15中的数据表明，在较高的操作温度下，沸点低于240℃的产物以及沸点低于280℃的产物的转化率增加。进一步，在较低压力和较高温度下，C₉至C₁₂芳香烃收率降低，而C₆至C₈芳香烃收率保持不变或提高。进一步，在较高的压力下，C₆至C₈芳香烃的收率也会降低。通过在下游氢化单元中应用常规氢化催化剂或通过在相同反应器(例如加氢处理反应器)中增加接触时间进行温和氢化，以将所得产物饱和至产物烯烃含量小于1重量％。总之，数据表明高烷基芳香烃在保留C₆至C₈芳香烃的同时可以选择性脱烷基化，并同时进行脱氢氯化和加氢裂化。

实施例16

实施例16至实施例19给出了与图1的蒸汽裂解器50有关的方面。

实施例16显示了如何将蒸汽裂解器与热解和加氢处理单元结合使用。热解单元和加氢处理设备制备的气体(C₁至C₄)进料到气体裂解器。将来自加氢处理设备的液体进料到液体蒸汽裂解器。

在蒸汽裂解器盘管出口温度为840℃、蒸汽/烃比为0.35、盘管出口表压为1.7巴下将由16.75重量％的乙烷、34.62重量％的丙烷、27.62重量％的异丁烷和21重量％的丁烷组成的进料气体蒸汽裂解，制备含有0.48重量％的乙炔、34.1重量％的乙烯、12.21重量％的丙烯和2.41重量％的丁二烯的产物、及其他产物。

在盘管出口温度为865℃、盘管出口表压为1.7巴、蒸汽与油的比率为0.5的条件下，对具有20.3重量％的链烷烃、27.9重量％的异链烷烃、14.5重量％的芳香烃和36.9重量％的环烷烃的石脑油进料(沸程为初始沸点至220℃)进行蒸汽裂解，制备含有25.86重量％的乙烯、12.14重量％的丙烯和4.98重量％的丁二烯的产物。

瓦斯油(大于220℃沸点至380℃沸点)的蒸汽裂解制备了具有24重量％的乙烯、14.45重量％的丙烯、4.7重量％的丁二烯和4.5重量％的丁烯的产物。

实施例17

混合塑料废物在低深度条件下在模块化单元中裂解或在高深度的循环流化床中催化裂解或在低深度的循环流化床中催化裂解以制备热解油。这些裂解实验的结果如下图16A的数据表所示。罐混合温度为400℃至600℃，特别是450℃至550℃。根据操作的深度，分离气体和液体产物。裂解液体产物的组成如下表所示。存在于气体中的饱和烃被送至气体裂解器，该气体裂解器为乙烷裂解器或丙烷裂解器。根据所需的最终产物选择气体裂解器。将来自热解单元的裂解液体送至加氢处理以饱和所有液体烯烃，因为这是液体/石脑油裂解器的要求。使用可商购获得的加氢处理催化剂在300℃至450℃和20巴至100巴的表压下进行加氢处理以制备经加氢处理的油。该经加氢处理的油的典型组成为35％至45％的链烷烃、35％至45％的异链烷烃、15％至20％的环烷烃和5％至10％的芳香烃，液体沸点低于400℃。下表显示了经加氢处理的油(例如，第一烃产物流)的组成的实例。然后使经加氢处理的油进行蒸汽裂解，其中使轻质气体烯烃最大化并将形成的气体饱和物送至气体裂解器。在该实施例中，通过热解制备的16.3重量％的饱和物被送至气体裂解器以形成更多轻质气体烯烃，例如乙烯和丙烯。

经加氢处理的油通常是裂解气，并且是具有高芳香烃含量的石脑油范围原料。在温和氢化后，该液体可以经受芳香烃萃取，并且非芳香烃流可以被送回石脑油/蒸汽裂解器以进一步裂解。

在图16A的数据表中显示了进料至具有链烷烃、烯烃、环烷烃和芳香烃(P/O/N/A)组成的蒸汽裂解器的饱和热解油的结果。

根据热解液的组成，无论是来自连续循环流化床的低深度催化裂解还是来自任何模块化技术的热裂解，芳香烃萃取单元可以定位在蒸汽裂解器之前或蒸汽裂解器之后。如果热解液的芳香烃含量大于40％，则在蒸汽裂解器之前进行芳香烃萃取可以最大限度地减少焦炭的形成并最大限度地回收高价值化学品例如苯、甲苯、二甲苯和乙苯，然后再将其送至蒸汽裂解器。

从蒸汽裂解器获得的产物显示在图16B的数据表中，蒸汽/油(S/O)比为2重量％，反应停留时间为0.1秒，温度为850℃。出于本文公开的目的，S/O比是指表示蒸汽裂解器的总烃进料中加入蒸汽裂解器的蒸汽的质量百分比的比率。

实施例18

该实施例涉及具有82％的烯烃进料(例如，高密度聚乙烯(HDPE)、低密度聚乙烯(LDPE)、线性低密度聚乙烯(LLDPE)和聚丙烯(PP))、11％的聚苯乙烯(PS)和剩余的7％的聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)的混合废塑料的低深度热解和高深度热解。该实验在连续催化裂解循环流化床中进行。在所有情况下，在第一步中制备的轻质气体烯烃大于28％，并且可以将气体饱和物直接送至气体裂解器以进一步增加轻质气体烯烃。可以对汽油和柴油范围原料进行加氢处理以使液体烯烃饱和，并且可以进一步将其送至石脑油裂解器。结合第一阶段热解(其随后是用于饱和物的气体裂解器和用于液体的石脑油裂解器)的轻质气体烯烃的总体制备可以占大于60％。

来自蒸汽裂解器的未转化的气体饱和物可以再循环返回到裂解器中以进一步裂解和形成轻质气体烯烃。从石脑油裂解器获得的裂解气将富含芳香烃，其将被送至芳香烃萃取以分离苯、甲苯、二甲苯(BTX)和乙苯(EB)(BTX+EB)。

总的来说，通过将热解器与气体裂解器和液体裂解器相结合，轻质气体烯烃等高价值化学品将大于60％且BTX+EB大于15％至20％。

基于热解油的PIONA的汽油和柴油范围内的液体饱和物将被送至石脑油裂解器以转化为高价值化学品。在氢化后将分离出C₆至C₈范围的芳香烃，该C₆至C₈范围的芳香烃为BTX+EB。通常为二芳香烃和三芳香烃的高级芳香烃也会通过开环来饱和或转化，然后将由汽油饱和物、柴油和重质范围饱和物组成的总进料加入蒸汽裂解器中以提高轻质气体烯烃和BTX+EB范围芳香烃的总收率。

实施例19

该实施例涉及通过使用含有65％的废FCC催化剂+35％的ZSM-5沸石催化剂的催化剂混合物在循环流化床热解单元中进行具有82％的烯烃进料(例如，高密度聚乙烯(HDPE)、低密度聚乙烯(LDPE)、线性低密度聚乙烯(LLDPE)和聚丙烯(PP))、11％的聚苯乙烯(PS)和剩余的7％的聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)的混合塑料的高深度热解，收率如图18A中的数据表所示。氢气收率为0.18％、(CO+CO₂)收率为1.44％、甲烷收率为0.73％。

将气体饱和物加入蒸汽裂解器中。气体饱和物流中乙烷、丙烷和丁烷的组成分别为5.85％、26.15％和68％。在裂解器中，17.62％的塑料原料当量的气体饱和物在60％的乙烷转化率、90％的丙烷转化率和95％的丁烷转化率下裂解制备如图18B中数据表所示的组成。

出口具有9.68％的轻质气体烯烃和0.63％的BTX。氢气为0.22％，甲烷为3.79％。

将液体以31.3％当量的塑料进料加入加氢处理单元中。从加氢处理单元液体产物中提取的C₆至C₈芳香烃为塑料进料的13.47％当量。平衡液体收率为17.84％，其中10.77％相当于在汽油范围内沸腾的塑料进料，7.07％相当于在柴油和重质沸腾范围内的塑料进料。该液体(17.84％)送至脱烷基化单元和加氢处理单元以转化为C₅至C₈的饱和烃分子。

将塑料进料的17.84％的饱和液体当量进料至蒸汽裂解器中。在高深度下针对该进料操作的来自蒸汽裂解器的输出如图18C中的数据表所示。轻质气体烯烃收率为10.34％；BTX收率为1.59％；氢气收率为0.19％；甲烷收率为3.15％。

总之，从该实施例可以看出，得到以下收率：轻质气体烯烃-61.67％(热解+气体裂解+液体裂解)；BTX+EB-至少15.69％；焦炭-5.6％；汽油和燃油范围液体-1.85％；(CO+CO₂)-1.44％；氢气-0.59％；甲烷-7.67％；和饱和的C₂至C₄气体-5.49％。

因此，通过图1所示的流程图，可以获得60+％的轻质气体烯烃和15％的BTX+EB。

总之，通过上述实施例，如图1所示的综合流程图的工艺配置中涉及的工艺已被证明制备了C₆至C₈范围内的轻质气体烯烃和单环芳香烃。

通过以下实施方案进一步说明本发明，这些实施方案不应以任何方式解释为对其范围施加限制。相反，应该清楚地理解，可以采用各种其他方面、实施方案、修改和等同物，在阅读本文的描述之后，可以向本领域普通技术人员提供建议且不脱离本发明的精神或所附权利要求的范围。

其他披露

以下是列举的实施方案，其作为非限制性实施例提供。

第一方面，这是一种处理塑料废物的工艺，其包括(a)在热解单元中将塑料废物转化为烃液体流和第一C₁至C₄气体流；(b)在氢气的存在下，在加氢处理单元中，使至少一部分烃液体流与第一加氢处理催化剂接触以制备第一烃产物和第二C₁至C₄气体流，其中第一烃产物包含C₅+液体烃；(c)将至少一部分第一烃产物引入第一分离单元以制备经处理的烃流和第一重质流，其中经处理的烃流包含C₅至C₈烃，并且其中第一重质流包含C₉+烃；(d)在氢气的存在下，在加氢脱烷基化单元中，使至少一部分第一重质流与第二加氢处理催化剂接触以制备第二烃产物和第三C₁至C₄气体流，其中第二烃产物包含C₅+液体烃，并且其中第二烃产物中C₆至C₈芳香烃的量大于第一重质流中C₆至C₈芳香烃的量；(e)将至少一部分第二烃产物输送到第一分离单元；(f)将至少一部分经处理的烃流进料到蒸汽裂解器以制备蒸汽裂解器产物流，其中蒸汽裂解器产物流中烯烃的量大于经处理的烃流中烯烃的量；(g)将至少一部分蒸汽裂解器产物流引入第二分离单元以制备烯烃气体流、饱和烃气体流、芳香烃流和第二重质流；其中烯烃气体流包含乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯或其组合；其中饱和烃气体流含有甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、氢气或其组合；其中芳香烃流包含C₆至C₈芳香烃；其中第二重质流包含C₆至C₈芳香烃以外的C₅+烃；和(h)将至少一部分第二重质流输送到加氢处理单元。

第二方面，其是第一方面的工艺，还包括将一部分第一重质流输送到加氢处理单元。

第三方面，其是第一方面和第二方面中任一方面的工艺，还包括将一部分第二烃产物输送到加氢处理单元。

第四方面，其是第一方面至第三方面中任一方面的工艺，还包括将一部分第二重质流输送到加氢脱烷基化单元。

第五方面，其是第一方面至第四方面中任一方面的工艺，其中第一加氢处理催化剂和第二加氢处理催化剂相同或不同。

第六方面，其是第一方面至第五方面中任一方面的工艺，其中第一加氢处理催化剂和/或第二加氢处理催化剂包括氧化铝载体上的钴和钼、氧化铝载体上的镍和钼、氧化铝载体上的钨和钼、氧化铝载体上的钴和钼的氧化物、氧化铝载体上的镍和钼的氧化物、氧化铝载体上的钨和钼的氧化物、氧化铝载体上的钴和钼的硫化物、氧化铝载体上的镍和钼的硫化物、氧化铝载体上的钨和钼的硫化物、包含一种或多于一种金属的沸石、或其组合。

第七方面，其是第六方面的工艺，其中一种或多于一种金属的每种金属可以选自钴、钼、钨、镍、钛、铜、镁、锡、铁、锌、钨、钒、镓、钙、锰、钌和铼；其中沸石包括ZSM-5、ZSM-11、Y、高硅Y、USY、或其组合。

第八方面，其是第一方面至第七方面中任一方面的工艺，其中第二加氢处理催化剂包括加氢脱烷基化催化剂、氧化铝载体上的铬氧化物、二氧化硅载体上的铬氧化物、氧化铝载体上的钼氧化物、二氧化硅载体上的钼氧化物、氧化铝载体上的铂、二氧化硅载体上的铂、氧化铝载体上的铂氧化物、二氧化硅载体上的铂氧化物、或其组合。

第九方面，其是第六方面的工艺，其中原位氯化和原位硫化第二加氢处理催化剂。

第十方面，其是第一方面至第九方面中任一方面的工艺，其中使烃液体流与第一加氢处理催化剂接触的步骤(b)还包括使包含在烃液体流中和/或添加到烃液体流中的一种或多于一种硫化物与第一加氢处理催化剂接触。

第十一方面，其是第十方面的工艺，其中一种或多于一种硫化物以有效量包含在烃液体流中和/或添加到烃液体流中，以使烃液体流的硫含量为基于烃液体流的总重量的约0.05重量％至约5重量％。

第十二方面，其是第一方面至第十一方面中任一方面的工艺，其中使第一重质流与第二加氢处理催化剂接触的步骤(d)还包括使包含在第一重质流中和/或添加到第一重质流中的一种或多于一种硫化物与第二加氢处理催化剂接触。

第十三方面，其是第十二方面的工艺，其中一种或多于一种硫化物以有效量包含在第一重质流中和/或添加到第一重质流中，以使第一重质流的硫含量为基于第一重质流的总重量的约0.05重量％至约5重量％。

第十四方面，其是第一方面至第十三方面中任一方面的工艺，其中在约100℃至约500℃的温度下进行使烃液体流与第一加氢处理催化剂接触的步骤(b)和/或使第一重质流与第二加氢处理催化剂接触的步骤(d)。

第十五方面，其是第一方面至第十四方面中任一方面的工艺，其中在约0.1hr^-1至约10hr^-1的重时空速下进行使烃液体流与第一加氢处理催化剂接触的步骤(b)和/或使第一重质流与第二加氢处理催化剂接触的步骤(d)。

第十六方面，其是第一方面至第十五方面中任一方面的工艺，其中在约10NL/L至约3000NL/L的氢气与烃的比率下进行使烃液体流与第一加氢处理催化剂接触的步骤(b)和/或使第一重质流与第二加氢处理催化剂接触的步骤(d)。

第十七方面，其是第一方面至第十六方面中任一方面的工艺，其中在约1巴至约200巴的表压下进行使烃液体流与第一加氢处理催化剂接触的步骤(b)。

第十八方面，其是第一方面至第十七方面中任一方面的工艺，其中在约1巴至约100巴的表压下进行使第一重质流与第二加氢处理催化剂接触的步骤(b)。

第十九方面，其是第一方面至第十八方面中任一方面的工艺，其中烃液体流还包含一种或多于一种氯化物，基于烃液体流的总重量，该一种或多于一种氯化物的量等于或大于约5ppmw氯化物，其中经处理的烃流包含一种或多于一种氯化物，基于经处理的烃流的总重量，该一种或多于一种氯化物的量小于约5ppmw氯化物，并且其中在使烃液体流与第一加氢处理催化剂接触的步骤(b)期间，烃液体流的脱氯化氢导致一种或多于一种氯化物的减少。

第二十方面，其是第一方面至第十九方面中任一方面的工艺，其中烃液体流还包含一种或多于一种氯化物，基于烃液体流的总重量，该一种或多于一种氯化物的量等于或大于约20ppmw氯化物。

第二十一方面，其是第一方面至第二十方面中任一方面的工艺，其中经处理的烃流还包含一种或多于一种氯化物，基于经处理的烃流的总重量，该一种或多于一种氯化物的量小于约10ppmw氯化物。

第二十二方面，其是第一方面至第二十一方面中任一方面的工艺，其中经处理的烃流的特征在于沸点终点小于约370℃。

第二十三方面，其是第一方面至第二十二方面中任一方面的工艺，其中经处理的烃流的特征在于基于经处理的烃流的总重量烯烃含量为小于约1重量％烯烃。

第二十四方面，其是第一方面至第二十三方面中任一方面的工艺，其中第一C₁至C₄气体流的至少一部分、第二C₁至C₄气体流的至少一部分、第三C₁至C₄气体流的至少一部分或其组合被引入酸性气体洗涤器以制备经处理的C₁至C₄气体流，其中经处理的C₁至C₄气体流中的酸性气体的量分别小于第一C₁至C₄气体流、第二C₁至C₄气体流、第三C₁至C₄气体流、或其组合中酸性气体的量。

第二十五方面，其是第二十四方面的工艺，其中至少一部分经处理的C₁至C₄气体流被输送至第二分离单元。

第二十六方面，其是第一方面至第二十五方面中任一方面的工艺，其中C₅+液体烃包含重烃分子，其中烃液体流包含重烃分子，并且其中由于在烃液体流与第一加氢处理催化剂接触的步骤(b)期间从烃液体流中加氢裂化至少一部分重烃分子，第一烃产物中重烃分子的量小于烃液体流中重烃分子的量。

第二十七方面，其是第一方面至第二十六方面中任一方面的工艺，其中与第一重质流中C₆至C₈芳香烃的量相比，第二烃产物中C₆至C₈芳香烃的量的增加等于或者大于约1重量％，其中C₉+烃包含C₉+芳香烃，并且其中C₆至C₈芳香烃量的增加是由于在使第一重质流与第二加氢处理催化剂接触的步骤(d)期间来自第一重质流的至少一部分C₉+芳香烃的加氢脱烷基化。

第二十八方面，其是第一方面至第二十七方面中任一方面的工艺，其中芳香烃流中C₆至C₈芳香烃的量大于第二烃产物中C₆至C₈芳香烃的量。

第二十九方面，其是第一方面至第二十八方面中任一方面的工艺，其中烯烃气体流、饱和烃气体流和芳香烃流的组合的C₉+烃含量基于烯烃气体流、饱和烃气体流和芳香烃流的组合的重量为小于约5重量％。

第三十方面，其是第一方面至第二十九方面中任一方面的工艺，其中塑料废物包含基于塑料废物的总重量等于或大于约400ppmw的聚氯乙烯和/或聚偏二氯乙烯。

第三十一方面，其是处理塑料废物的系统，包括热解单元、加氢处理单元、第一分离单元、加氢脱烷基化单元、蒸汽裂解器和第二分离单元；其中热解单元配置成接收塑料废物并制备烃液体流和第一C₁至C₄气体流；其中加氢处理单元包括第一加氢处理催化剂，其中加氢处理单元配置成接收氢气和至少一部分烃液体流并且制备第一烃产物和第二C₁至C₄气体流，并且其中第一烃产物包含C₅+液体烃；其中第一分离单元包括蒸馏塔，该蒸馏塔配置成接收至少一部分第一烃产物并制备经处理的烃流和第一重质流，其中经处理的烃流包含C₅至C₈烃，其中经处理的烃流满足氯化物含量、烯烃含量和沸点终点的蒸汽裂解器进料要求，并且其中第一重质流包含C₉+烃；其中加氢脱烷基化单元包含第二加氢处理催化剂，其中加氢脱烷基化单元配置成接收氢气和至少一部分第一重质流并且制备第二烃产物和第三C₁至C₄气体流，其中第二烃产物包含C₅+液体烃，其中第二烃产物中C₆至C₈芳香烃的量大于第一重质流中C₆至C₈芳香烃的量，其中第一加氢处理催化剂与第二加氢处理催化剂相同或不同；其中蒸汽裂解器配置成接收至少一部分经处理的烃流并制备蒸汽裂解器产物流，其中蒸汽裂解器产物流中烯烃的量大于经处理的烃流中烯烃的量；和其中第二分离单元包括多个蒸馏塔，其配置成接收至少一部分蒸汽裂解器产物流并制备烯烃气体流、饱和烃气体流、芳香烃流和第二重质流；其中烯烃气体流包含乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯或其组合；其中饱和烃气体流包含甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、氢气或其组合；其中芳香烃流包含C₆至C₈芳香烃；其中芳香烃流中C₆至C₈芳香烃的量大于第二烃产物中C₆至C₈芳香烃的量；其中第二重质流包含除C₆至C₈芳香烃之外的C₅+烃；并且其中烯烃气体流、饱和烃气体流和芳香烃流的组合的C₉+烃含量基于烯烃气体流、饱和烃气体流和芳香烃流的组合的重量为小于约5重量％。

第三十二方面，其是第三十一方面的系统，其还包括配置为接收第一C₁至C₄气体流的至少一部分、第二C₁至C₄气体流的至少一部分、第三C₁至C₄气体流的至少一部分或其组合的酸性气体洗涤器以制备经处理的C₁至C₄气体流，其中经处理的C₁至C₄气体流中的酸性气体的量分别小于第一C₁至C₄气体流、第二C₁至C₄气体流、第三C₁至C₄气体流、或其组合中酸性气体的量。

第三十三方面，其是第三十一方面和第三十二方面中任一方面的系统，其中第二加氢处理催化剂为加氢脱烷基化催化剂。

虽然已经示出和描述了本公开的实施方案，但是可以在不脱离本发明的精神和教导的情况下对其进行修改。这里描述的实施方案和实施例仅是示例性的，而不是限制性的。本文公开的本发明的许多变化和修改都是可能的，并且在本发明的范围内。

因此，保护范围不受上述说明的限制，而是仅受随后的权利要求的限制，该范围包括权利要求主题的所有等同物。每个权利要求作为本发明的实施方案并入说明书中。因此，权利要求是进一步的描述，并且是对本发明的详细描述的补充。本文引用的所有专利、专利申请和出版物的公开内容均通过引用结合到本文中。

Claims

1.一种加工塑料废物的方法，其包括：

(a)在热解单元中将塑料废物转化为烃液体流和第一C₁至C₄气体流；

(b)在氢气的存在下，在加氢处理单元中使至少一部分烃液体流与第一加氢处理催化剂接触，以得到第一烃产物和第二C₁至C₄气体流，其中所述第一烃产物包含C₅+液体烃；

(c)将至少一部分第一烃产物引入第一分离单元以制备经处理的烃流和第一重质流，其中经处理的烃流包含C₅至C₈烃，并且其中第一重质流包含C₉+烃；

(d)在氢气的存在下，在加氢脱烷基化单元中使至少一部分第一重质流与第二加氢处理催化剂接触以得到第二烃产物和第三C₁至C₄气体流，其中第二烃产物包含C₅+液体烃，并且其中第二烃产物中C₆至C₈芳香烃的量大于第一重质流中C₆至C₈芳香烃的量；

(e)将至少一部分第二烃产物输送至第一分离单元；

(f)将至少一部分经处理的烃流进料至蒸汽裂解器以制备蒸汽裂解器产物流，其中蒸汽裂解器产物流中烯烃的量大于经处理的烃流中烯烃的量；

(g)将至少一部分蒸汽裂解器产物流引入第二分离单元以制备烯烃气体流、饱和烃气体流、芳香烃流和第二重质流；其中所述烯烃气体流包含乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯或其组合；其中所述饱和烃气体流含有甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、氢气或其组合；其中所述芳香烃流包含C₆至C₈芳香烃；其中所述第二重质流包含C₆至C₈芳香烃以外的C₅+烃；和

(h)将至少一部分第二重质流输送至加氢处理单元。

2.根据权利要求1所述的方法，其还包括将一部分所述第一重质流和/或一部分所述第二烃产物输送至所述加氢处理单元。

3.根据权利要求1至2中任一项所述的方法，其还包括将一部分所述第二重质流输送至所述加氢脱烷基化单元。

4.根据权利要求1至3中任一项所述的方法，其中所述第一加氢处理催化剂和所述第二加氢处理催化剂相同或不同。

5.根据权利要求1至4中任一项所述的方法，其中所述第一加氢处理催化剂和/或第二加氢处理催化剂包括氧化铝载体上的钴钼催化剂、氧化铝载体上的镍钼催化剂、氧化铝载体上的钨钼催化剂、氧化铝载体上的钴钼氧化物、氧化铝载体上的镍钼氧化物、氧化铝载体上的钨钼氧化物、氧化铝载体上的钴钼硫化物、氧化铝载体上的镍钼硫化物、氧化铝载体上的钨钼硫化物、包含一种或多于一种金属的沸石、或其组合。

6.根据权利要求5所述的方法，其中所述一种或多于一种金属的每种金属选自钴、钼、钨、镍、钛、铜、镁、锡、铁、锌、钨、钒、镓、钙、锰、钌和铼；且其中所述沸石包括ZSM-5、ZSM-11、Y、高硅Y、USY，或其组合。

7.根据权利要求1至6中任一项所述的方法，其中所述第二加氢处理催化剂包括加氢脱烷基化催化剂、氧化铝载体上的铬氧化物、二氧化硅载体上的铬氧化物、氧化铝载体上的钼氧化物、二氧化硅载体上的钼氧化物、氧化铝载体上的铂、二氧化硅载体上的铂、氧化铝载体上的铂氧化物、二氧化硅载体上的铂氧化物、或其组合。

8.根据权利要求1至7中任一项所述的方法，其中在约100℃至约500℃的温度下进行使所述烃液体流与第一加氢处理催化剂接触的步骤(b)和/或使所述第一重质流与第二加氢处理催化剂接触的步骤(d)。

9.根据权利要求1至8中任一项所述的方法，其中在约1巴至约200巴的表压下进行使所述烃液体流与第一加氢处理催化剂接触的步骤(b)。

10.根据权利要求1至9中任一项所述的方法，其中所述烃液体流还包含一种或多于一种氯化物，基于所述烃液体流的总重量，所述一种或多于一种氯化物的量等于或大于约5ppmw氯化物，其中经处理的烃流包含一种或多于一种氯化物，基于所述经处理的烃流的总重量，所述一种或多于一种氯化物的量小于约5ppmw氯化物，并且其中在使所述烃液体流与第一加氢处理催化剂接触的步骤(b)期间，所述烃液体流的脱氯化氢导致一种或多于一种氯化物的减少。

11.根据权利要求1至10中任一项所述的方法，其中所述经处理的烃流的特征在于沸点终点低于约370℃，并且其中所述经处理的烃流的特征在于烯烃含量为基于所述经处理的烃流的总重量小于约1重量％的烯烃。

12.根据权利要求1至11中任一项所述的方法，其中将所述第一C₁至C₄气体流的至少一部分、所述第二C₁至C₄气体流的至少一部分、所述第三C₁至C₄气体流的至少一部分或其组合引入酸性气体洗涤器以制备经处理的C₁至C₄气体流，其中所述经处理的C₁至C₄气体流中的酸性气体的量分别小于所述第一C₁至C₄气体流、所述第二C₁至C₄气体流、所述第三C₁至C₄气体流、或其组合中的酸性气体的量。

13.根据权利要求12所述的方法，其中将至少一部分经处理的C₁至C₄气体流输送至所述第二分离单元。

14.根据权利要求1至13中任一项所述的方法，其中所述C₅+液体烃包含重烃分子，其中所述烃液体流包含重烃分子，并且其中由于在使所述烃液体流与第一加氢处理催化剂接触的步骤(b)期间从所述烃液体流中加氢裂化至少一部分重烃分子，所述第一烃产物中重烃分子的量小于所述烃液体流中重烃分子的量。

15.根据权利要求1至14中任一项所述的方法，其中与所述第一重质流中C₆至C₈芳香烃的量相比，所述第二烃产物中C₆至C₈芳香烃的量增加了等于或大于约1重量％，其中所述C₉+烃包含C₉+芳香烃，且C₆至C₈芳香烃的量的增加是由于在使所述第一重质流与第二加氢处理催化剂接触的步骤(d)期间来自所述第一重质流的至少一部分C₉+芳香烃的加氢脱烷基化。

16.根据权利要求1至15中任一项所述的方法，其中所述芳香烃流中的C₆至C₈芳香烃的量大于所述第二烃产物中的C₆至C₈芳香烃的量。

17.根据权利要求1至16中任一项所述的方法，其中所述烯烃气体流、所述饱和烃气体流和所述芳香烃流的组合的C₉+烃含量为基于所述烯烃气体流、所述饱和烃气体流和所述芳香烃流的组合的重量小于约5重量％。

18.根据权利要求1至17中任一项所述的方法，其中所述塑料废物包含基于所述塑料废物的总重量等于或大于约400ppmw的聚氯乙烯和/或聚偏二氯乙烯。

19.一种加工塑料废物的系统，其包括热解单元、加氢处理单元、第一分离单元、加氢脱烷基化单元、蒸汽裂解器和第二分离单元；

其中所述热解单元配置成接收塑料废物并制备烃液体流和第一C₁至C₄气体流；

其中所述加氢处理单元包含第一加氢处理催化剂，其中所述加氢处理单元配置成接收氢气和至少一部分烃液体流并制备第一烃产物和第二C₁至C₄气体流，并且其中所述第一烃产物包含C₅+液体烃；

其中所述第一分离单元包括蒸馏塔，所述蒸馏塔配置成接收至少一部分第一烃产物并制备经处理的烃流和第一重质流，其中经处理的烃流包含C₅至C₈烃，其中经处理的烃流满足氯化物含量、烯烃含量和沸点终点的蒸汽裂解器进料要求，并且其中所述第一重质流包含C₉+烃；

其中所述加氢脱烷基化单元包含第二加氢处理催化剂，其中所述加氢脱烷基化单元配置成接收氢气和至少一部分第一重质流并制备第二烃产物和第三C₁至C₄气体流，其中第二烃产物包含C₅+液体烃，其中第二烃产物中C₆至C₈芳香烃的量大于第一重质流中C₆至C₈芳香烃的量，其中第一加氢处理催化剂与第二加氢处理催化剂相同或不同；

其中所述蒸汽裂解器配置成接收至少一部分经处理的烃流并制备蒸汽裂解器产物流，其中所述蒸汽裂解器产物流中烯烃的量大于经处理的烃流中烯烃的量；和

其中所述第二分离单元包括多个蒸馏塔，其配置成接收至少一部分蒸汽裂解器产物流并制备烯烃气体流、饱和烃气体流、芳香烃流和第二重质流；其中烯烃气体流包含乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯或其组合；其中饱和烃气体流包含甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、氢气或其组合；其中芳香烃流包含C₆至C₈芳香烃；其中芳香烃流中C₆至C₈芳香烃的量大于第二烃产物中C₆至C₈芳香烃的量；其中第二重质流包含除C₆至C₈芳香烃之外的C₅+烃；并且其中烯烃气体流、饱和烃气体流和芳香烃流的组合的C₉+烃含量为基于烯烃气体流、饱和烃气体流和芳香烃流的组合的重量小于约5重量％。

20.根据权利要求19所述的系统，其还包括配置为接收所述第一C₁至C₄气体流的至少一部分、所述第二C₁至C₄气体流的至少一部分、所述第三C₁至C₄气体流的至少一部分或其组合的酸性气体洗涤器以制备经处理的C₁至C₄气体流，其中经处理的C₁至C₄气体流中的酸性气体的量分别小于所述第一C₁至C₄气体流、所述第二C₁至C₄气体流、所述第三C₁至C₄气体流、或其组合中的酸性气体的量。