CN117004433A - 一种废塑料油和/或废旧轮胎油脱氯的方法 - Google Patents
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Abstract
本发明涉及一种废塑料油和/或废旧轮胎油脱氯的方法，包括，废塑料油和/或废旧轮胎油进入加氢反应器与加氢催化剂接触进行反应，所得反应流出物进入高压气提塔，高压气提塔塔顶气相物料进入脱氯反应器进行吸附脱氯，所得脱氯物料进入冷高压分离器进行气液分离，冷高压分离器分离所得液相物料作为精制塑料油轻馏分出装置，高压气提塔塔底所得液相物料作为精制塑料油重馏分出装置，精制塑料油轻馏分和精制塑料油重馏分的氯含量均小于0.5μg/g。本发明能大幅提高脱氯剂的穿透氯容，降低高氯原料的加工成本，以及有效解决氯化氢对装置的腐蚀问题。
Description
技术领域
本发明涉及烃类原料处理技术领域，具体涉及一种废塑料油和/或废旧轮胎油脱氯的方法。
背景技术
随着我国城市化进程的不断发展，城市人口逐年上升，人民的生活水平不断提高，城市生活垃圾的产量也在不断增加，目前城市垃圾处理方法主要包括填埋、焚烧等。无论是焚烧还是填埋都存在一系列后续的环保问题。
化学转化方法可将塑料垃圾转化为具有利用价值的工业原料或燃料油，不仅可消除环境污染，且还可实现资源的可持续性发展利用，是治理“白色污染”的有效途径。目前废塑料炼油产业在国内已呈遍地开花局面，已经有一些企业建成规模较小的热解示范装置，但是废塑料热解产品的高值利用问题尚待有效解决。
各种工艺转化而来的废塑料油、废轮胎油和传统石油基油品差别较大，其中杂质含量高，尤其是其中的氯含量，会造成后续加工装置腐蚀，给后续加工带来了极大的困扰和安全隐患。
油品脱氯现有技术其中一部分在重整预加氢技术领域，反应原料为石脑油，沸点较低，通常在反应条件下其为气相状态，加氢将原料中含有的有机氯转化为氯化氢，反应器后设置脱氯反应器，吸附氯化氢，从而达到脱氯的目的。
CN103980938A公开了一种含氯塑料油生产清洁燃料的方法，含氯塑料油注入装有分子筛/氧化铝催化剂的催化蒸馏塔中进行反应和精馏；催化裂解后含氯塑料油经换热进入低压液相加氢塔，进行加氢脱氯，所使用的催化剂为负载金属催化剂；液相加氢后的馏分油进入水洗塔，塔底下层水相打循环，经水洗后的上层馏分油相经加压进入加氢精制塔，加氢精制所使用的催化剂为硫化物催化剂，通过单烯烃加氢饱和反应脱除单烯化合物，并脱硫、氮脱、除胶质生产得无异味、品质高的汽柴油混合油，再经蒸馏得到汽油和柴油馏分油，塔底重油与原料含氯塑料油混合重新反应。该方法采用加氢-水洗的方式脱除有机氯。
CN104726134A公开了一种含氯塑料油生产高品质汽柴油的方法，该方法是以含氯塑料油注入装有活性三氧化二铝的高温脱氯塔进行高温脱氯，高温脱氯塔塔顶喷淋少量NaOH水溶液，脱氯后的塑料油进入装有分子筛/氧化铝催化剂的催化蒸馏塔中进行反应和精馏；催化蒸馏后塑料油经加压进入加氢精制塔，加氢精制后的馏分油经常压蒸馏，根据馏出温度切割成汽油和柴油，塔底重油与原料含氯塑料油混合重新反应。本发明所使用脱氯催化剂和硫化物催化剂根据塑料油的组成和性能而选择合适方法制备得到。
CN106318462A公开了一种用于将含氯柴油进行加氢脱氯的反应系统，并提供使用该系统对含氯柴油进行加氢脱氯的方法，将含氯柴油和氢气依次引入串联的加氢反应器和脱氯罐，与加氢反应器的加氢精制催化剂床层，以及脱氯罐的加氢脱金属剂床层、脱氯剂床层接触反应；依照含氯柴油和氢气的流向，加氢反应器装填的是加氢精制催化剂；脱氯罐中依次装填的是加氢脱金属剂、脱氯剂Ⅰ和脱氯剂Ⅱ。方法中的含氯柴油在加氢反应器中生成氯化铵，采用在脱氯罐中级配装填加氢脱金属剂、脱氯剂的方式脱除来自于加氢反应器的含铁杂质和氯化铵。相对于现有技术来说，本发明的优点是：其一，含铁杂质均匀沉积在加氢脱金属剂中，保持脱氯剂的长周期运行。其二，两种脱氯剂的级配装填提高了脱氯剂的利用率，延长了脱氯剂的寿命，降低了脱氯剂的成本。
CN104560414A了一种含氯餐饮废油的加氢处理方法。餐饮废油由加氢反应器上部进入加氢反应器，氢气由加氢反应器下部进入加氢反应器，在加氢反应条件下，餐饮废油和氢气在加氢反应器内逆流通过含有加氢催化剂的床层；在加氢反应器床层之间，餐饮废油分为多股进入加氢反应器，加氢反应器顶部流出物直接进入脱氯反应器；在脱氯的反应条件下通过装有脱氯剂的床层；加氢反应器底部流出物和脱氯反应器的流出物进入分离系统进行气液分离，得到餐饮废油加氢精制油。采用本发明提供的方法，能有效解决餐饮废油加氢过程中加氢装置分离系统的氯离子腐蚀性问题，同时降低催化剂床层轴向温差，提高加氢催化剂整体利用率。
现有技术主要集中在如何脱除高氯原料的氯，采用的方法为碱液、分子筛或者水洗来脱除无机氯，用加氢、吸附脱氯的方法脱除有机氯。所开发的脱氯剂主要针对气相条件下脱氯，氯容量较大，然而针对气、液混相或纯液相物料，由于扩散等原因脱氯剂的穿透氯容大幅降低，导致脱氯剂消耗量大幅增加，脱氯成本也大幅增加。
发明内容
本发明是为了解决现有技术加工废塑料油和/或废旧轮胎油原料时，脱氯的加工成本高，以及氯化氢易对装置造成腐蚀的问题。
本发明的第一方面提供一种废塑料油和/或废旧轮胎油脱氯的方法，包括，废塑料油和/或废旧轮胎油在氢气的存在下，进入加氢反应器与加氢催化剂接触，在加氢反应条件下进行反应，所述加氢反应器中装填的加氢催化剂为废旧加氢催化剂和/或新鲜加氢催化剂，所得反应流出物进入高压气提塔，高压气提塔塔顶气相物料进入脱氯反应器和脱氯剂接触，进行吸附脱氯，所得脱氯物料进入冷高压分离器进行气液分离，冷高压分离器分离所得液相物料作为精制塑料油轻馏分出装置，高压气提塔塔底所得液相物料作为精制塑料油重馏分出装置，精制塑料油轻馏分和精制塑料油重馏分的氯含量均小于0.5μg/g。
在本发明的一个实施方式中，所述废塑料油为废塑料通过热裂化、热裂解、催化裂解、催化裂化、溶解液化中一种或几种转化方法得到的烃类物料；废塑料油的馏程为30～700℃，氯含量小于10000μg/g。废塑料油的组成包括烯烃的体积分数为5～80％，优选5～60％，芳烃的体积分数为小于90％，优选2～60％，链烷烃的体积分数小于90％，优选5～60％。
在本发明中，所述废塑料为新鲜生活垃圾中废塑料、工农业生产中废塑料、陈化垃圾中废塑料中的一种或几种，废塑料的种类为选自PE、PP、PS、PVC中的一种或多种。
在本发明的一个实施方式中，所述废旧轮胎油为废旧轮胎通过热裂化、热裂解、催化裂解、催化裂化、溶解液化中一种或几种转化方法得到的烃类物料；废旧轮胎油的馏程为30～700℃，氯含量小于10000μg/g。废旧轮胎油的组成包括烯烃的体积分数为5～80％，优选5～60％，芳烃的体积分数为小于90％，优选2～60％，链烷烃的体积分数小于90％，优选5～60％。
在本发明中，所述废旧轮胎为天然橡胶和/或合成橡胶制备的各种废弃轮胎。
在本发明中，所述热裂化和热裂解反应，是指在高温条件下，烃类分子包括废塑料、废旧轮胎，在隔绝空气条件下分解成较小分子的反应。按照反应温度不同，将小于等于600℃的称为热裂化反应，将大于600℃的称为热裂解反应。
在本发明中，所述催化裂化和催化裂解反应，是指在高温条件和催化剂存在下，烃类分子包括废塑料、废旧轮胎，分解成较小分子的反应。按照反应产物不同，将以低碳烯烃(乙烯、丙烯、丁烯)为目的产物的反应称为催化裂解反应，将以车用汽油为目的产物的反应称为催化裂化反应。
在本发明中，所述溶解液化反应，是指废塑料、废旧轮胎在溶剂油和/或有机溶剂的存在下，由固态转化为液态的反应。
在本发明的一个实施方式中，所述加氢反应器中装填废旧加氢催化剂和/或新鲜加氢催化剂，废塑料油和/或废旧轮胎油通过加氢反应器进行加氢反应，将有机氯化物转化为氯化氢气体。
在本发明的一个实施方式中，所述加氢反应条件为：氢分压0.5～20.0MPa、反应温度60～500℃、液时体积空速0.1～30h-1、氢油体积比5～1000Nm3/m3。优选，所述加氢反应条件为：氢分压1～12MPa、反应温度100～450℃、液时体积空速0.2～20h-1、氢油体积比5～800Nm3/m3。
在本发明的一个实施方式中，所述废旧加氢催化剂为选自烃油加工领域任何固定床加氢工艺装置使用至末期的保护剂、末期的催化剂，以及经过再生后的保护剂、再生后的催化剂中的一种或几种；所述新鲜加氢催化剂为选自烃油加工领域任何固定床加氢工艺装置的保护剂和/或催化剂，为除了废旧加氢催化剂以外的加氢催化剂。
在本发明的一个实施方式中，废旧加氢催化剂和/或新鲜加氢催化剂的当量直径为0.5～16mm，在优选的情况下，为1～10mm。本发明对废旧加氢催化剂和/或新鲜加氢催化剂的形状没有任何限制，例如，其形状包括球形，以及条形三叶草、蝶形、拉西环、蜂窝状等各种异性形状。
在本发明的一个实施方式中，废旧加氢催化剂中包括，以废旧加氢催化剂的总重量为基准，加氢活性金属氧化物的含量为0～50重％，碳含量为0～50重％，硫含量为0～40重％，所述加氢活性金属选自第VIII族金属、第VIB族金属中一种或几种；优选，以废旧加氢催化剂的总重量为基准，碳含量为0～30重％，硫含量为0～30重％。
在本发明的一个实施方式中，废旧加氢催化剂中包括，以废旧加氢催化剂的总重量为基准，加氢活性金属氧化物的含量为1～40重％，碳含量为小于等于20重％。
在本发明的一个实施方式中，新鲜加氢催化剂中包括，以新鲜加氢催化剂的总重量为基准，加氢活性金属氧化物的含量为1～50重％，碳含量为0～20重％，硫含量为0～20重％，所述加氢活性金属选自第VIII族金属、第VIB族金属中一种或几种；优选，加氢活性金属氧化物的含量为2～40重％。
在本发明的一个实施方式中，高压气提塔的操作条件为：压力0.5～20.0MPa、塔顶温度100～300℃、塔底温度200～500℃，优选，所述高压气提塔的操作条件为：压力1.0～12.0MPa、塔顶温度150～250℃、塔底温度250～350℃。
优选在高压气提塔塔底引入气提气，所述气提气选自氢气、氮气、水蒸气中的一种或几种，气提气进料量占高压气提塔进料总量的质量分数为0.1％～15％。
本发明的发明人通过深入研究发现，在脱氯剂吸附脱氯过程中，当氯化氢气体在气相中，吸附效率较高，氯容可达到35％，而当物料为气、液两相时，由于液体覆盖了吸附剂，导致脱氯剂效率降低，氯容约为10～15％。并且，如果将混合物料冷却后分离，再进行脱氯，物料冷却过程中，氯化氢和冷凝的水汽会产生严重的露点腐蚀。为了解决上述问题，本发明采用高压气提和高温分馏结合的技术方案，将物料气、液相在较高的温度下分离，由于采用气提过程，充分分离了液相中所含的氯化氢，将其转移到气相中。然后将气相物料引入脱氯反应器和脱氯剂接触，在气相条件下进行吸附脱氯，使得氯化氢在气相中脱除，效率高，并大幅提高了脱氯剂氯容。本发明能有效降低脱氯剂用量，降低加工成本，同时也避免了露点腐蚀风险。
在本发明的一个实施方式中，脱氯剂包括至少一种第IA族金属化合物和/或至少一种第IIA族金属化合物、任选的选自Cu、Fe、Zn中的一种或几种金属氧化物、以及载体和/或粘结剂；
所述载体和/或粘结剂选自氧化硅、氧化铝、氧化硅-氧化铝、氧化锆、粘土中的一种或几种。所述粘土选自高岭土、伊利石、蒙脱土、膨润土中的一种或几种；所述高岭土包括多水高岭土。
在本发明中“任选的”的含义为可选择的意思，所述任选的选自Cu、Fe、Zn中的一种或几种金属氧化物是指，选自Cu、Fe、Zn中的一种或几种金属氧化物为所述脱氯剂的可选组分。
在本发明中，在优选的情况下，脱氯剂为高温脱氯剂和/或中温脱氯剂。本发明对高温脱氯剂、中温脱氯剂没有任何限定，常规的高温脱氯剂、中温脱氯剂都能实现本发明。进一步优选具有较大氯容的高温脱氯剂和/或中温脱氯剂。
在本发明的一个实施方式中，脱氯反应器的操作条件为：压力3～15.0MPa、反应温度150～350℃、液时体积空速：0.1～10h-1。所述液时体积空速可通过脱氯反应器进料量在常温、常压下的体积除以脱氯剂体积得到。
在本发明的一个实施方式中，脱氯反应器所得脱氯后物料经冷却后进入冷高压分离器进行气液分离，冷高压分离器所得气相物流，一路作为循环氢循环至加氢反应器入口，另一路作为气提气进入高压气提塔塔底。冷高压分离器分离所得液相物料作为精制塑料油轻馏分出装置，高压气提塔塔底所得液相物料作为精制塑料油重馏分出装置，精制塑料油轻馏分和精制塑料油重馏分的氯含量均小于0.5μg/g。
在本发明的一个实施方式中，冷高压分离器分离所得液相物料进入冷低压分离器进行进一步气液分离，冷低压分离器所得液相物料作为精制塑料油轻馏分出装置。
本发明的特点：
1、本发明可以处理各种工艺转化而来的废塑料油、废轮胎油，有效脱除其氯杂质。为后续深度加工工艺过程(如生产车用燃料、化工原料的加氢、催化工艺过程)提供优质原料，延长整体加工过程的操作周期。
2、本发明为了解决在气、液混相情况下脱氯剂穿透氯容大幅降低的问题，通过采用高压气提塔，通过气提和分馏结合的方法将反应生成的氯化氢富集在高压气提塔的气相中，然后将高压气提塔的气相物料引入脱氯反应器和脱氯剂接触。本发明脱氯反应器中，在气相条件下进行吸附脱氯，大大提高了脱氯剂的穿透氯容，节约大量的脱氯剂，从而降低了高氯原料的加工成本，并有效解决了氯化氢对装置的腐蚀问题。
附图说明
图1是本发明提供的废塑料油和/或废旧轮胎油脱氯的方法其中一种实施方式的示意图。
具体实施方式
下面结合附图对本发明进行进一步的说明，但并不因此而限制本发明。
图1是本发明提供的废塑料油和/或废旧轮胎油的脱氯的方法其中一种实施方式的示意图，如图1所示，来自管线1的废塑料油和/或废旧轮胎油经进料泵2升压后，自管线3进入换热器4和反应产物换热后经管系5与来自管线27的新氢和来自管线26的循环氢一起进入加热炉6进行加热，加热后的混氢物料经管线7进入加氢反应器8中与加氢催化剂接触，在加氢反应条件下将有机氯转化为氯化氢。加氢反应器所得反应流出物经管线9进入换热器4与反应原料换热后经管线10进入高压气提塔11，将气液混合物料进行分离。高压气提塔顶气相物料经管线13进入脱氯反应器14与脱氯剂接触进行吸附脱氯，脱氯产物经管线15经水冷16、空冷17降温处理后进入冷高压分离器18进行气、液分离，分离后的气相物料经管线24进入循环氢压缩机25升压，一部分经管线26循环使用，另一部分经管线28进入高压气提塔塔底作为气提气使用。冷高压分离器所得的液相物料一部分经管线20循环回高压气提塔11上部，另一部分经管线19进入冷低压分离器21进行进一步气液分离，冷低压分离器所得气相物料经管线23外排处理，冷低压分离器所得液相物料为精制塑料油轻馏分经管线21出装置。高压气提塔塔底液相物料为精制塑料油重馏分经管线22出装置，作为产品或后续加工原料。所得精制塑料油轻馏分和精制塑料油重馏分中氯含量均小于0.5μg/g。
下面结合实施例对本发明作进一步的说明，但并不因此而使本发明受到任何限制。
在实施例中，液体物料中氯含量采用库仑法进行测定，具体方法为《石油化工分析方法》(RIPP试验方法)中的《电量法测定原油中总氯含量》(RIPP 64-90)的方法进行测定。所用仪器为微库仑分析仪，试样为液体物料。
实施例和对比例所用脱氯剂为工业实施脱氯剂RDY-100，由济南瑞东实业有限公司生产。
实施例所用废旧加氢催化剂为馏分油加氢保护剂末期催化剂A，载体为氧化铝，三叶草，当量直径3.6mm，组成包括：氧化钼12重％，氧化钴3.0重％，碳含量3重％，硫含量4重％；
实施例所用新鲜加氢催化剂为馏分油加氢催化剂RSA-100和RS-2100，均由中国石化催化剂长岭分公司生产；
加氢预处理所用原料包括：
原料1：废塑料油，氯含量2980μg/g，馏程118～480℃；
原料2：废塑料油，氯含量246μg/g，馏程102～365℃；
原料3：废旧轮胎热解油，氯含量127μg/g，馏程27～546℃。
实施例1～实施例4
废塑料油和/或废旧轮胎油原料在氢气的存在下，进入加氢反应器与加氢催化剂接触，进行反应，将有机氯化物转化为氯化氢，反应流出物进入高压气提塔，高压气提塔塔顶气相物料进入脱氯反应器和脱氯剂接触，进行吸附脱氯，吸附脱氯后物料经冷却后进入冷高压分离器进行气液分离，冷高压分离器所得气相物料进入循环氢压缩机。冷高压分离器所得液相物料作为精制塑料油轻馏分产品出装置。高压气提塔塔底液相物料作为精制塑料油重馏分产品出装置。
具体原料、催化剂装填情况、加氢反应条件和反应结果，列于表1。从表1中可以看出，所得精制塑料油轻馏分和精制塑料油重馏分中氯含量的氯含量均小于0.5μg/g。
表1
实施例5
原料2在氢气的存在下，进入加氢反应器与加氢催化剂接触，进行反应，将有机氯化物转化为氯化氢，反应流出物进入高压气提塔，高压气提塔塔顶气相物料进入脱氯反应器和脱氯剂接触，进行吸附脱氯，吸附脱氯后物料经冷却后进入冷高压分离器进行气液分离，冷高压分离器所得气相物料进入循环氢压缩机。冷高压分离器所得液相物料作为精制塑料油轻馏分产品出装置。高压气提塔塔底液相物料作为精制塑料油重馏分产品出装置。
具体原料、催化剂装填情况、加氢反应条件和反应结果，列于表2。从表2中可以看出，反应初期所得精制塑料油轻馏分的氯含量小于0.5μg/g，当反应进行至600h时，精制塑料油轻馏分的氯含量大于1μg/g，说明此时脱氯剂已经穿透。
对比例1
原料2在氢气的存在下，进入加氢反应器与加氢催化剂接触，进行反应，将有机氯化物转化为氯化氢，加氢反应器出口物料不进入气提塔，直接进入脱氯反应器进行接触脱氯，脱氯后物料进入冷高分进行气液分离，得到低氯液相产物。
具体原料、催化剂装填情况、加氢反应条件和反应结果，列于表2。从表2中可以看出，初期所得低氯液相产物的氯含量小于0.5μg/g，当运转到200小时时，所得低氯液相产物的氯含量大于1μg/g，说明此时脱氯剂已经穿透。
从对比例1和实施例5对比来看，在装填相同含量的脱氯剂的情况下，实施例5脱氯剂穿透时间延长了3倍，说明相应的脱氯剂穿透氯容也增大了3倍，脱氯效率大幅提升。
表2
Claims (15)
1.一种废塑料油和/或废旧轮胎油脱氯的方法，包括，废塑料油和/或废旧轮胎油在氢气的存在下，进入加氢反应器与加氢催化剂接触，在加氢反应条件下进行反应，所述加氢反应器中装填的加氢催化剂为废旧加氢催化剂和/或新鲜加氢催化剂，所得反应流出物进入高压气提塔，高压气提塔塔顶气相物料进入脱氯反应器和脱氯剂接触，进行吸附脱氯，所得脱氯物料进入冷高压分离器进行气液分离，冷高压分离器分离所得液相物料作为精制塑料油轻馏分出装置，高压气提塔塔底所得液相物料作为精制塑料油重馏分出装置，精制塑料油轻馏分和精制塑料油重馏分的氯含量均小于0.5μg/g。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述废塑料油为废塑料通过热裂化、热裂解、催化裂解、催化裂化、溶解液化中一种或几种转化方法得到的烃类物料；废塑料油的馏程为30～700℃，氯含量小于10000μg/g。
3.根据权利要求2所述的方法，其特征在于，所述废塑料为新鲜生活垃圾中废塑料、工农业生产中废塑料、陈化垃圾中废塑料中的一种或几种，废塑料的种类为选自PE、PP、PS、PVC中的一种或多种。
4.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述废旧轮胎油为废旧轮胎通过热裂化、热裂解、催化裂解、催化裂化、溶解液化中一种或几种转化方法得到的烃类物料；废旧轮胎油的馏程为30～700℃，氯含量小于10000μg/g。
5.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述废旧加氢催化剂为选自烃油加工领域任何固定床加氢工艺装置使用至末期的保护剂、末期的催化剂，以及经过再生后的保护剂、再生后的催化剂中的一种或几种；
所述新鲜加氢催化剂为选自烃油加工领域任何固定床加氢工艺装置的保护剂和/或催化剂，为除了废旧加氢催化剂以外的加氢催化剂。
6.根据权利要求5所述的方法，其特征在于，废旧加氢催化剂中包括，以废旧加氢催化剂的总重量为基准，加氢活性金属氧化物的含量为0～50重％，碳含量为0～50重％，硫含量为0～40重％，所述加氢活性金属选自第VIII族金属、第VIB族金属中一种或几种；优选，以废旧加氢催化剂的总重量为基准，碳含量为0～30重％，硫含量为0～30重％。
7.根据权利要求6所述的方法，其特征在于，以废旧加氢催化剂的总重量为基准，加氢活性金属氧化物的含量为1～40重％，碳含量为小于等于20重％。
8.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，新鲜加氢催化剂中包括，以新鲜加氢催化剂的总重量为基准，加氢活性金属氧化物的含量为1～50重％，碳含量为0～20重％，硫含量为0～20重％，所述加氢活性金属选自第VIII族金属、第VIB族金属中一种或几种；优选，加氢活性金属氧化物的含量为2～40重％。
9.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，加氢反应条件为：氢分压0.5～20.0MPa、反应温度60～500℃、液时体积空速0.1～30h-1、氢油体积比5～1000Nm3/m3；
优选所述加氢反应条件为：氢分压1～12MPa、反应温度100～450℃、液时体积空速0.2～20h-1、氢油体积比5～800Nm3/m3。
10.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，高压气提塔的操作条件为：压力0.5～20.0MPa、塔顶温度100～300℃、塔底温度200～500℃；高压气提塔塔底引入气提气，所述气提气选自氢气、氮气、水蒸气中的一种或几种，气提气进料量占高压气提塔进料总量的质量分数为0.1％～15％。
11.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，高压气提塔的操作条件为：压力1.0～12.0MPa、塔顶温度150～250℃、塔底温度250～350℃。
12.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，冷高压分离器所得气相物流，一路作为循环氢循环至加氢反应器入口，另一路作为气提气进入高压气提塔塔底；
冷高压分离器分离所得液相物料进入冷低压分离器进行进一步气液分离，冷低压分离器所得液相物料作为精制塑料油轻馏分出装置。
13.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，脱氯剂含有至少一种第IA族金属化合物和/或至少一种第IIA族金属化合物、任选的选自Cu、Fe、Zn中的一种或几种金属氧化物、以及载体和/或粘结剂；
所述载体和/或粘结剂选自氧化硅、氧化铝、氧化硅-氧化铝、氧化锆、粘土中的一种或几种。
14.根据权利要求1或13所述的方法，其特征在于，脱氯剂为高温脱氯剂和/或中温脱氯剂。
15.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，脱氯反应器的操作条件为：压力3～15.0MPa、反应温度150～350℃、液时体积空速：0.1～10h-1。
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