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CN114106865B - 一种废塑料的加工方法和系统 - Google Patents

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Abstract

一种废塑料的加工方法和系统，将废塑料引入流态化反应器中与预处理催化剂接触并进行催化分解反应，分离反应产物得到塑料生成油，待生预处理催化剂经烧焦再生后循环使用；将塑料生成油与催化转化催化剂接触，并进行催化转化反应，将反应油气和待生催化转化催化剂分离，分离反应油气得到包含丙烯的产物，待生催化转化催化剂经烧焦再生后循环使用。本发明将废塑料转化低碳烯烃等高价值产品，不仅减少废塑料对环境的污染，而且实现了废塑料的高价值利用，降低资源消耗。

Description

一种废塑料的加工方法和系统
技术领域
本发明涉及一种废塑料的加工方法和系统，更具体地说，属于一种废塑料的催化转化方法和系统。
背景技术
我国塑料市场需求量逐年增大，每年约产生4000万吨废弃塑料，其回收再利用率却只有30％左右。随着环保意识的提高和环境压力的不断增大，目前塑料的主要处理方法是填埋和焚烧，但塑料制品堆密度低，且不易分解，填埋短期内难以有效实现减量化和无害化；焚烧会产生大量的温室气体，还会释放出含有二噁英等有害气体，上述处理方式均不能有效解决“白色污染”问题，同时也是对石化资源的严重浪费。因此，废塑料处理手段逐渐由填埋、焚烧转向以物理回收、化学回收等为主的资源化利用，其中化学回收热解技术已得到应用。目前国内塑料热解技术大多采用间歇法的回转窑反应器，且以生产油品为主，油品收率30％～50％，其余为焦炭及热解气。因废塑料的组成、来源复杂，塑料热解过程中设备腐蚀严重，环境污染大；且塑料热解油的产率波动大、性质不稳定，油品中的小分子有机氯和有机硅等杂质含量高达石油产品的数千倍，因此，塑料油尚无法直接作为石化产品使用，还需进行深加工。
CN201410225940.0公开了一种含氯塑料油生产清洁燃料油的方法，该方法将含氯塑料油在催化蒸馏塔中进行反应和精馏，催化转化后含氯塑料油进行加氢脱氯；液相加氢后的馏分油再进入加氢精制塔，可以得到无异味、品质高的汽柴油混和油，再经蒸馏得到汽油和柴油馏分油。
我国催化裂化年加工能加能力2亿吨以上，每年所产生的废催化剂约12万吨以上，催化裂化废催化剂传统的处理方法有填埋和磁分离。填埋这种方法简单方便，但是随着炼油能力的提高，废催化剂的产生量逐年上涨，且废催化剂中通常含有Ni和V等金属元素，直接填埋势必会造成金属资源浪费，还会污染环境，危害人类健康。2016年新发布的《国家危险废物名录》中，将催化裂化废催化剂定性为HW50类危险废物，必须按照危险固体废物处置要求进行填埋处理，但危险固体废物填埋场建设费用较高。磁分离技术是利用金属具有磁性，将金属含量高的废催化剂分离出来，而性能相对较好的催化剂重新用于催化裂化装置中。但磁分离技术费用较高，如何低成本地将催化裂化废催化剂物尽其用，是其利用的研发方向。
从现有技术来看，废塑料的加工利用技术均以燃料油为主要产品，鲜有从生产低碳烯烃尤其是丙烯的公开技术。以生产燃料油为目的产物时，通常采用加氢技术为主要方法达到脱氯的效果，未涉及高芳烃汽油的生成技术，加氢技术因耗氢而工艺流程复杂，对设备材质要求高，使投资成本大幅增加。因此，将废塑料转化为高附加值的丙烯和高芳烃汽油，无疑会带来较高的社会效益与经济效益。
发明内容
本发明的目的之一是提供一种废塑料或含氯废塑料的预处理方法和系统。
本发明的另一目的是提供一种塑料生成油的催化转化的方法和系统。
本发明提供的废塑料的预处理方法包括下列步骤：
将废塑料引入流态化反应器中与预处理催化剂接触并进行催化分解反应；
将催化分解反应所得反应产物和待生预处理催化剂进行分离，将反应产物分离为裂解气体和塑料生成油；
将所得待生预处理催化剂送入再生器中进行烧焦再生，将所得再生预处理催化剂返回流态化反应器中作为所述预处理催化剂使用。
本发明提供的含氯废塑料的预处理方法包括下列步骤：
将含氯废塑料引入流态化反应器中与预处理催化剂接触并进行催化分解反应；
将催化分解反应所得物流与脱氯剂接触并进行脱氯反应，得到反应产物和待生预处理催化剂；
将所得反应产物和待生预处理催化剂进行分离，将分离所得的反应产物分离为裂解气体和塑料生成油；
将所得待生预处理催化剂送入再生器中进行烧焦再生，将所得再生预处理催化剂返回流态化反应器中作为所述预处理催化剂使用。
本发明提供的废塑料预处理系统，包括流态化反应器、再生器、沉降器、汽提器，其中流态化反应器与沉降器连通，沉降器与汽提器连通，汽提器通过管线与再生器相连，流态化反应器通过管线与再生器相连。
本发明提供的塑料生成油的催化转化方法，该方法包括下列步骤：
将塑料生成油引入稀相输送反应器与催化转化催化剂接触，并进行第一转化反应，得到反应物流和带炭催化剂；
反应物流和带炭催化剂进入密相流化床反应器中，进行第二转化反应，得到反应油气和待生催化转化催化剂；
将催化裂解反应所得反应油气和待生催化转化催化剂进行气固分离；
将分离所得的反应油气进一步分离为包含丙烯的产物；
将所述待生催化转化催化剂经烧焦再生后，返回稀相输送反应器循环使用。
本发明提供的塑料生成油的催化转化系统，包括稀相输送反应器、密相流化床反应器、再生器、沉降器、汽提器，其中稀相输送反应器与密相流化床反应器连通，密相流化床反应器与沉降器连通，沉降器与汽提器连通，汽提器通过管线与再生器相连，稀相输送反应器通过管线与再生器相连。
本发明采用逐渐加热、分段气化和反应的方法加工废塑料，可以避免塑料受热熔解过程中高粘度物质的生成，从而减少焦炭的生成，既提高了塑料油的收率，同时为生产丙烯和高芳烃汽油提高了优质的原料。
本发明中废催化裂化催化剂与废塑料优先接触反应释放出氯化氢，在反应过程中引入脱氯剂，使生成的氯化氢再分解反应，实现了在一个反应系统中达到了废塑料分解和燃料油脱氯的双重技术目的，可以有效避免后续装置的腐蚀问题。
本发明不仅解决了废塑料高效值化利用问题，同时也解决了生成燃料油氯含量高而导致的后续加工难的问题，提升了废的催化裂化催化剂附加值，为石化行业带来了较大的经济效益和社会效益。
本发明中采用催化转化方法把塑料生成油直接转化为低碳烯烃，低碳烯烃收率高。本发明不仅解决了废塑料高效值化、满足了市场对低碳烯烃的需求，也解决了废塑料中氯对产品质量的影响与设备腐蚀的问题，并提升了废催化裂化催化剂利用价值，为石化行业带来了较大的经济效益和社会效益。
本发明的其他特征和优点将在随后的具体实施方式部分予以详细说明。
附图说明
图1为本发明提供的废塑料或含氯废塑料的预处理方法和系统的一种具体实施方式的工艺流程图。
图2为本发明优选的废塑料或含氯废塑料的预处理方法和系统的一种具体实施方式的工艺流程图。
图3为本发明优选的塑料生成油的催化转化方法和系统的一种具体实施方式的工艺流程图。
具体实施方式
实施方式之一：
一种废塑料的预处理方法，该方法包括下列步骤：
将废塑料引入流态化反应器中与预处理催化剂接触并进行催化分解反应；
将催化分解反应所得反应产物和待生预处理催化剂进行分离，将反应产物分离为裂解气体和塑料生成油；
将所得待生预处理催化剂送入再生器中进行烧焦再生，将所得再生预处理催化剂返回流态化反应器中作为所述预处理催化剂使用。
优选废塑料在进入流态化反应器之前，先与待生预处理催化剂接触并反应。所述待生预处理催化剂的温度150-300℃，且所述待生预处理催化剂的总量占所述流态化反应器的催化剂循环量的5-50重量％，优选10-20重量％。
所述废塑料选自聚乙烯(PE)、聚丙烯(PP)、聚苯乙烯(PS)和聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)中一种或一种以上的混合物。
所述预处理催化剂为工业催化裂化装置的废催化剂，所述废催化剂为各种催化裂化装置的废催化剂，或/和催化裂解装置的废催化剂。
所述催化分解反应的条件包括：反应温度为300-650℃优选320-550℃，反应时间为0.1-10，秒优选1-8秒，预处理催化剂与废塑料或含氯废塑料的重量比为5-100，优选20-50，水蒸气与废塑料的重量比为0.01-1，优选0.05-0.8。
所述流态化反应器选自提升管反应器、快速床和密相流化床中的一种或几种组合。
实施方式之二：
一种含氯废塑料的预处理方法，该方法包括下列步骤：
将含氯废塑料引入流态化反应器中与预处理催化剂接触并进行催化分解反应；
将催化分解反应所得物流与脱氯剂接触并进行脱氯反应，得到反应产物和待生预处理催化剂；
将所得反应产物和待生预处理催化剂进行分离，将分离所得的反应产物分离为裂解气体和塑料生成油；
将所得待生预处理催化剂送入再生器中进行烧焦再生，将所得再生预处理催化剂返回流态化反应器中作为所述预处理催化剂使用。
优选废塑料在进入流态化反应器之前，先与待生预处理催化剂接触并反应。所述待生预处理催化剂的温度150-300℃，且所述待生预处理催化剂的总量占所述流态化反应器的催化剂循环量的5-50重量％，优选10-20重量％。
所述废塑料为聚氯乙烯(PVC)，或者聚氯乙烯和选自聚乙烯、聚丙烯、聚苯乙烯和聚对苯二甲酸乙二醇酯中一种以上的混合物。
所述预处理催化剂为工业催化裂化装置的废催化剂，所述废催化剂为各种催化裂化装置的废催化剂，或/和催化裂解装置的废催化剂。
所述脱氯剂以干基计并以脱氯剂的总重量为基准，所述脱氯剂包括5-80重量％的钙化合物、5-95重量％的无机氧化物和0-50重量％的粘土；所述钙化合物选自氢氧化钙、碳酸钙、氧化钙中的一种或多种；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。
所述脱氯剂与所述含氯废塑料的重量比为0.0002-0.01，优选0.0005-0.005。
所述催化分解反应的条件包括：反应温度为300-650℃，优选320-550℃，反应时间为0.1-10，秒优选1-8秒，预处理催化剂与废塑料或含氯废塑料的重量比为5-100，优选20-50，水蒸气与含氯废塑料的重量比为0.01-1，优选0.05-0.8。
所述流态化反应器选自提升管反应器、快速床和密相流化床中的一种或几种组合。
实施方式之三：
一种废塑料的预处理系统，包括流态化反应器、再生器、沉降器、汽提器，其中流态化反应器与沉降器连通，沉降器与汽提器连通，汽提器通过管线与再生器相连，流态化反应器通过管线与再生器相连。
所述流态化反应器选自提升管反应器、快速床和密相流化床中的一种或几种组合，其下部设有废塑料入口。
所述流态化反应器通过至少一个管线与再生器相连。所述流态化反应器通过管线、催化剂冷却器与再生器相连。
所述汽提器还通过管线、催化剂冷却器与流态化反应器下部相连。
实施方式之四：
一种塑料生成油的催化转化方法，该方法包括下列步骤：
将塑料生成油引入稀相输送反应器与催化转化催化剂接触，并进行第一转化反应，得到反应物流和带炭催化剂；
反应物流和带炭催化剂进入密相流化床反应器中，进行第二转化反应，得到反应油气和待生催化转化催化剂；
将催化裂解反应所得反应油气和待生催化转化催化剂进行气固分离；
将分离所得的反应油气进一步分离为包含丙烯的产物；
将所述待生催化转化催化剂经烧焦再生后，返回稀相输送反应器循环使用。
以所述催化转化催化剂的干基重量为基准，所述催化转化催化剂包括1-50重量％的沸石、5-99重量％的无机氧化物和0-70重量％的粘土；所述沸石包括中孔沸石和任选的大孔沸石，所述中孔沸石为ZSM系列沸石和/或ZRP沸石，所述大孔沸石为选自稀土Y、稀土氢Y、超稳Y和高硅Y中的一种或多种。
所述中孔沸石占沸石总重量的0-50重量％，优选0-20重量％。
所述稀相输送反应器的反应条件包括：反应温度510-750℃优选550-650℃，反应时间为0.1-20秒，优选1-10秒，催化转化催化剂与塑料生成油的重量比为3-100，优选5-50，水蒸气与塑料生成油的重量比为0.03-0.8，优选0.15-0.5。
所述密相流化床反应器的反应条件包括：反应温度为420-650℃，优选500-600℃，重时空速为1-20小时-1，优选2-10小时-1。
实施方式之五：
一种塑料生成油的催化转化系统，包括稀相输送反应器、密相流化床反应器、再生器、沉降器、汽提器，其中稀相输送反应器与密相流化床反应器连通，密相流化床反应器与沉降器连通，沉降器与汽提器连通，汽提器通过管线与再生器相连，稀相输送反应器通过管线与再生器相连。
所述稀相输送反应器下部设有塑料生成油入口。
附图是用来提供对本公开的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本公开，但并不构成对本公开的限制。
如图1所示，预提升介质经管线5由提升管反应器1底部进入，来自再生斜管7的再生催化剂进入提升管反应器1中，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，废塑料经管线6注入提升管反应器1与提升管反应器已有的物流混合，废塑料在热的催化剂上发生催化裂化反应，并向上加速运动。脱氯剂经管线14注入提升管反应器1，与来自流提升管反应器的物流混合、反应，并向上加速运动。生成的反应产物和失活的待生催化剂进入沉降器2中的旋风分离器8，实现待生催化剂与反应产物的分离，反应产物进入集气室11，催化剂细粉返回沉降器。沉降器中待生催化剂流向汽提段9，与来自管线15的蒸汽接触汽提。从待生催化剂中汽提出的反应产物经旋风分离器后进入集气室11，再经大油气管线12进入分馏塔分离为裂解气体17和塑料生成油18，汽提后的待生催化剂经待生斜管10和进入再生器3，烧去待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，烟气经烟气管道13进入后续能量回收系统。裂解气体作为催化裂解反应的部分或全部预提升介质。再生后的再生催化剂经再生斜管7循环到提升管反应器1的底部。
如图2所示，预提升介质经管线9由提升管反应器1底部进入，来自管线10冷的再生催化剂进入提升管反应器1中，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。废塑料经管线8与来自管线7的水蒸气混合注入到冷的待生催化剂管线19，发生熔解、气化和分解反应，反应油剂混合物进入提升管反应器1与来自再生斜管10的冷的再生催化剂接触并继续发生气化、分解反应并向上加速运动。反应油剂依次与反应器中下游经管线13注入的热再生催化剂和经管线21注入的脱氯剂接触发生第一催化转化反应与脱氯反应。得到的第一反应产物和第一待生催化剂进入沉降器2中的旋风分离器16，实现待生催化剂与反应产物的分离，反应产物进入集气室17，催化剂细粉返回沉降器。沉降器中待生催化剂流向汽提段6，与来自管线11的蒸汽接触汽提。从待生催化剂中汽提出的反应产物经旋风分离器后进入集气室17。汽提后的至少部分待生催化剂经待生斜管12进入第一再生器3，烧去待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，烟气经烟气管道15，进入后续能量回收系统；汽提后的至少部分待生催化剂经待生斜管18进入催化剂冷却器，降温以后，冷的待生催化剂经管线19返回到提升管反应器下部。部分再生后的再生催化剂经管线13循环到提升管反应器的下部，部分再生后的再生催化剂经管线14进入催化剂冷却器，降温以后，冷的再生催化剂经管线10返回到循环到提升管反应器1的底部，集气室11反应产物油气经过大油气管线20进入分馏塔分离出气体经管线23引出装置和塑料油经管线24送到提升管反应器底部。
如图3所示，来自管线37的预提升介质由稀相输送反应器31底部进入，来自再生斜管38的再生催化剂催化转化反应器中，在预提升介质的提升作用下沿反应器向上加速运动，低氯塑料油经管线24与来自管线25的蒸汽一起注入催化转化反应器的稀相输送反应器31，塑料油在热的催化剂上发生催化裂化反应，并向上加速运动，注入流化床反应器32继续发生反应。生成的反应产物和失活的待生催化剂进入沉降器33中的旋风分离器39，实现待生催化剂与反应产物的分离，反应产物进入集气室40，催化剂细粉返回沉降器。沉降器中待生催化剂流向汽提段35，与来自管线36的蒸汽接触汽提。从待生催化剂中汽提出的反应产物经旋风分离器后进入集气室40，再经大油气管线41进入后续分离系统，分离出的反应油气引出装置，进一步分离得到丙烯和高芳烃汽油等产物；汽提后的待生催化剂经待生斜管42和进入第二再生器34，烧去待生催化剂上的焦炭，使失活的待生催化剂再生，烟气经烟气管道43进入后续能量回收系统。再生后的再生催化剂经再生斜管38循环到稀相输送反应器31的底部。
下面的实施例将对本发明予以进一步的说明，但并不因此而限制本发明。
实施例和对比例中所用的原料均为废塑料混合物，低碳烯烃产率为乙烯、丙烯和丁烯的总产率。
实施例和对比例中所用的废塑料原料为PVC与PE、PP、PS、PET中至少一种的混合物，预处理催化剂为工业催化裂化装置废催化剂，催化转化催化剂商品牌号为DMMC-2，性质如表1所示。
实施例中所用的脱氯剂制备方法简述如下：
用脱阳离子水将多水高岭土打浆，再加入拟薄水铝石，用盐酸将其PH调至2-4，搅拌均匀，在60-70℃下静置老化1小时，保持PH为2-4，将温度降至60℃以下，加入铝溶胶，搅拌40分钟，得到混合浆液。
将钙化合物加入得到的混合浆液中，搅拌均匀，喷雾干燥成型，干燥即得脱氯剂样品。
实施例1
按照图1的流程进行试验，在提升管反应器的中型装置上进行废塑料催化分解反应试验，废塑料混合物进入提升管反应器下部，与热的工业催化裂化装置废催化剂接触并进行催化分解反应，在反应器中下部注入脱氯剂，脱氯剂用量为2000毫克/千克废塑料，与反应器内生成的氯化氢发生反应，反应产物和待生催化剂从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分离为裂解气体和塑料生成油。分离出的气体返回到提升管反应器底部作为预提升气体使用。
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，汽提后的待生催化剂进入到再生器，与空气接触进行再生；再生后的催化剂再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2。
实施例2
按照图3的流程进行试验，在提升管和密相流化床串联式反应器的中型装置上进行塑料生成油催化转化试验，实施例1得到的塑料生成油进入提升管反应器底部，与热的DMMC-2催化剂接触，并进行催化转化反应，反应产物与催化剂上行并进入密相流化床反应器继续反应，反应产物和待生催化剂从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分离为干气、液化气、汽油和柴油等馏分，干气和液化气进一步分离出乙烯、丙烯和丁烯等产物。
待生催化剂在重力作用下进入汽提器，由水蒸气汽提出待生催化剂上吸附的烃类产物，汽提后的待生催化剂进入到再生器，与空气接触进行再生；再生后的催化剂再返回到提升管反应器底部中循环使用。操作条件和产品分布列于表3。
从表3的结果可以看出，乙烯产率为7.08％，丙烯产率为27.38％，低碳烯烃产率为53.79％，总液体产物中氯含量为35毫克/千克。
由实施例的结果可以看出，本发明的方法使废塑料分解生成的低碳烯烃产率高，尤其是丙烯产率高，液体产物中氯含量大幅度降低。
对比例1
在提升管串联密相流化床反应器的中型装置上进行试验，废塑料原料与实施例1相同，催化转化催化剂与实施例2相同。
废塑料混合物进入提升管反应器下热的DMMC-2催化剂接触并进行催化分解反应，反应产物和待生催化剂从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分离为干气、液化气、汽油和柴油等产物。
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，汽提后的待生催化剂进入到再生器，与空气接触进行再生；再生后的催化剂再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。
从表3的结果可以看出，乙烯产率为4.65％，丙烯产率为10.69％，低碳烯烃产率为24.34％，总液体产物中氯含量为356毫克/千克。
实施例3
按照图2的流程进行试验，在提升管反应器的中型装置上进行试验，原料油为废塑料混合物，催化剂为工业催化裂化装置废催化剂，废塑料混合物先与冷的待生催化剂接触，进行熔解、气化和分解反应，反应油剂进入提升管反应器下方与冷的再生催化剂接触并继续进行分解反应，反应油剂沿反应器上行，依次与从反应器中下游注入热的再生催化剂和脱氯剂接触并发生分解反应和脱氯反应，脱氯剂用量为2000毫克/千克，与反应器内生成的氯化氯发生反应，反应产物和待生催化剂从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分离为气体和塑料生成油等馏分。
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，汽提后的待生催化剂进入到再生器，与空气接触进行再生；再生后的催化剂再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4。
实施例4
按照图3的流程进行试验，在提升管和密相流化床串联式反应器的中型装置上进行低氯塑料油催化转化试验。
实施例3得到的塑料生成油进入提升管反应器下部与热的催化剂DMMC-2接触并进行催化转化反应，反应产物与催化剂上行并进入流化床反应器继续反应，反应产物和待生催化剂从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分离为干气、液化气、高芳烃汽油和柴油等馏分，干气和液化气进一步分离出丙烯等产物。
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，汽提后的待生催化剂进入到再生器，与空气接触进行再生；再生后的催化剂再返回到提升管反应器底部中循环使用；操作条件和产品列于表5。
从表5的结果可以看出，丙烯产率为22.12％，汽油产率为32.05％，汽油中芳烃含量高达45重％，汽油中氯含量仅为9毫克/千克。
对比例2
按照图3在提升管串联流化床反应器的中型装置上进行试验，废塑料原料与实施例3相同，催化转化催化剂与实施例4相同。
废塑料混和物进入提升管反应器下部与热的DMMC-2催化剂接触并进行催化转化反应，反应产物与催化剂上行进入流化床反应器进一步反应，反应产物和待生催化剂从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分离为干气、液化气、汽油和柴油等产物，液化气进一步分离可以得到丙烯和汽油等产物。
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，汽提后的待生催化剂进入到再生器，与空气接触进行再生；再生后的催化剂再返回到提升管反应器中循环使用；操作条件和产品分别列于表5。
从表5的结果可以看出，丙烯产率为7.26％，汽油产率为27.3％，汽油中芳烃含量为23重％，汽油中氯含量为286毫克/千克。
以上详细描述了本发明的优选实施方式，但是，本发明并不限于上述实施方式中的具体细节，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，这些简单变型均属于本发明的保护范围。
另外需要说明的是，在上述具体实施方式中所描述的各个具体技术特征，在不矛盾的情况下，可以通过任何合适的方式进行组合，为了避免不必要的重复，本发明对各种可能的组合方式不再另行说明。
此外，本发明的各种不同的实施方式之间也可以进行任意组合，只要其不违背本发明的思想，其同样应当视为本发明所发明的内容。
表1
废催化剂 催化转化催化剂
物理性质
<![CDATA[比表面积，米<sup>2</sup>/克]]> 82 129
<![CDATA[分子筛比表面积，米<sup>2</sup>/克]]> 44 74
<![CDATA[孔体积，厘米<sup>3</sup>/克]]> 0.15 0.176
筛分组成，重量％
0～40μm 23.1 12.7
40～80μm 47.8 41.7
80～110μm 17.7 24.9
平均粒径/μm 70.3 75.4
微反活性，％ 55 65
金属含量，微克/克
Ni 10810 /
V 4440 /
Fe 4280 1000
表2
实施例1
反应温度，℃ 420
反应时间，秒 2.5
水蒸气与废塑料重量比 0.20
废催化剂与废塑料重量比 30
脱氯剂用量，毫克/千克 2000
表3
实施例2 对比例1
提升管反应条件
反应温度，℃ 600 600
反应时间，秒 2 2
水油重量比 0.25 0.25
催化剂与废塑料(油)重量比 20 20
密相流化床反应条件
反应温度，℃ 580 580
<![CDATA[空速，小时<sup>-1</sup>]]> 4 4
产品分布，重％
干气 11.5 12.2
其中乙烯 7.08 4.65
液化气 46.60 30.00
其中丙烯 27.38 10.69
汽油 28.14 18.3
柴油 4.08 10
重油 1.34 8.9
焦炭 8.34 20.6
合计 100.00 100.00
低碳烯烃产率，重％ 53.79 24.34
液体产物中氯含量，毫克/千克 35 356
表4
实施例3
反应温度，℃ 420
反应时间，秒 2
水蒸气与废塑料重量比 0.20
废催化剂与废塑料重量比 30
脱氯剂用量，毫克/千克 2000
热的再生催化剂温度，℃ 650
热的再生催化剂循环量占总催化剂循环量的比例，％ 70
冷的再生催化剂温度，℃ 380
冷的再生催化剂循环量占总催化剂循环量的比例，％ 15
冷的待生催化剂温度，℃ 250
冷的再生催化剂循环量占总催化剂循环量的比例，％ 15
表5
对比例2 实施例4
提升管反应条件
反应温度，℃ 565 565
反应时间，秒 2 2
水油重量比 0.25 0.25
催化剂与废塑料(油)重量比 20 20
密相流化床反应条件
反应温度，℃ 550 550
<![CDATA[空速，小时<sup>-1</sup>]]> 4 4
产品分布，重％
干气 9.7 9.35
液化气 25 38.78
其中丙烯 7.26 22.12
汽油 27.3 32.05
柴油 13 7.41
重油 9.9 3.24
焦炭 15.1 9.17
合计 100 100
汽油中芳烃含量，重％ 23 45
汽油中氯含量，毫克/千克 286 9

Claims (22)

1.一种废塑料的预处理方法，该方法包括下列步骤：
将废塑料引入流态化反应器中与预处理催化剂接触并进行催化分解反应，所述预处理催化剂为工业催化裂化装置的废催化剂，所述废催化剂为各种催化裂化装置的废催化剂，或/和催化裂解装置的废催化剂；所述催化分解反应的条件包括：反应温度为420-650℃，反应时间为0.1-10秒，预处理催化剂与废塑料的重量比为5-100，水蒸气与废塑料的重量比为0.01-1；
将催化分解反应所得反应产物和待生预处理催化剂进行分离，将反应产物分离为裂解气体和塑料生成油；
将所得待生预处理催化剂送入再生器中进行烧焦再生，将所得再生预处理催化剂返回流态化反应器中作为所述预处理催化剂使用。
2.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述废塑料选自聚乙烯、聚丙烯、聚苯乙烯和聚对苯二甲酸乙二醇酯中一种或一种以上的混合物。
3.根据权利要求1所述的方法，其特征在于，所述催化分解反应的条件包括：反应温度为420-550℃，反应时间为1-8秒，预处理催化剂与废塑料的重量比为20-50，水蒸气与废塑料的重量比为0.05-0.8。
4.一种含氯废塑料的预处理方法，该方法包括下列步骤：
将含氯废塑料引入流态化反应器中与预处理催化剂接触并进行催化分解反应，所述预处理催化剂为工业催化裂化装置的废催化剂，所述废催化剂为各种催化裂化装置的废催化剂，或/和催化裂解装置的废催化剂；所述催化分解反应的条件包括：反应温度为420-650℃，反应时间为0.1-10秒，预处理催化剂与含氯废塑料的重量比为5-100，水蒸气与含氯废塑料的重量比为0.01-1；
将催化分解反应所得物流与脱氯剂接触并进行脱氯反应，得到反应产物和待生预处理催化剂；
将所得反应产物和待生预处理催化剂进行分离，将分离所得的反应产物分离为裂解气体和塑料生成油；
将所得待生预处理催化剂送入再生器中进行烧焦再生，将所得再生预处理催化剂返回流态化反应器中作为所述预处理催化剂使用。
5.根据权利要求4所述的方法，其特征在于，所述含氯废塑料为聚氯乙烯，或者聚氯乙烯和选自聚乙烯、聚丙烯、聚苯乙烯和聚对苯二甲酸乙二醇酯中一种以上的混合物。
6.根据权利要求4所述的方法，其特征在于，所述脱氯剂以干基计并以脱氯剂的总重量为基准，所述脱氯剂包括5-80重量%的钙化合物、5-95重量%的无机氧化物和0-50重量%的粘土；所述钙化合物选自氢氧化钙、碳酸钙、氧化钙中的一种或多种；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。
7.根据权利要求4所述的方法，其特征在于，所述脱氯剂与所述含氯废塑料的重量比为0.0002-0.01。
8.根据权利要求4所述的方法，其特征在于，所述脱氯剂与所述含氯废塑料的重量比为0.0005-0.005。
9.根据权利要求4所述的方法，其特征在于，所述催化分解反应的条件包括：反应温度为420-550℃，反应时间为1-8秒，预处理催化剂与含氯废塑料的重量比为20-50，水蒸气与含氯废塑料的重量比为0.05-0.8。
10.根据权利要求7所述的方法，其特征在于，所述含氯废塑料在进入流态化反应器之前，先与待生预处理催化剂接触并反应。
11.根据权利要求10所述的方法，其特征在于，所述待生预处理催化剂的温度150-300℃，且所述待生预处理催化剂的总量占所述流态化反应器的催化剂循环量的5-50重量%。
12.根据权利要求11所述的方法，其特征在于，所述待生预处理催化剂的总量占所述流态化反应器的催化剂循环量的10-20重量%。
13.一种根据权利要求1或4得到的所述塑料生成油的催化转化方法，该方法包括下列步骤：
将塑料生成油引入稀相输送反应器与催化转化催化剂接触，并进行第一转化反应，得到反应物流和带炭催化剂；
反应物流和带炭催化剂进入密相流化床反应器中，进行第二转化反应，得到反应油气和待生催化转化催化剂；
将催化裂解反应所得反应油气和待生催化转化催化剂进行气固分离；
将分离所得的反应油气进一步分离为包含丙烯的产物；
将所述待生催化转化催化剂经烧焦再生后，返回稀相输送反应器循环使用。
14.根据权利要求13所述的方法，其特征在于，以所述催化转化催化剂的干基重量为基准，所述催化转化催化剂包括1-50重量%的沸石、5-99重量%的无机氧化物和0-70重量%的粘土；所述沸石包括中孔沸石和任选的大孔沸石，所述中孔沸石为ZSM系列沸石和/或ZRP沸石。
15.根据权利要求14所述的方法，其特征在于，所述大孔沸石为稀土Y。
16.根据权利要求14所述的方法，其特征在于，所述大孔沸石为选自稀土氢Y、超稳Y和高硅Y中的一种或多种。
17.根据权利要求14所述的方法，其特征在于，所述中孔沸石占沸石总重量的0-50重量%。
18.根据权利要求17所述的方法，其特征在于，所述中孔沸石占沸石总重量的0-20重量%。
19.根据权利要求13所述的方法，其特征在于，所述稀相输送反应器的反应条件包括：反应温度510-750℃，反应时间为0.1-20秒，催化转化催化剂与塑料生成油的重量比为3-100，水蒸气与塑料生成油的重量比为0.03-0.8。
20.根据权利要求19所述的方法，其特征在于，所述稀相输送反应器的反应条件包括：反应温度为550-650℃，反应时间为1-10秒，催化转化催化剂与塑料生成油的重量比为5-50，水蒸气与塑料生成油的重量比为0.05-0.5。
21.根据权利要求13所述的方法，其特征在于，所述密相流化床反应器的反应条件包括：反应温度为420-650℃，重时空速为1-20小时-1。
22.根据权利要求21所述的方法，其特征在于，所述密相流化床反应器的反应条件包括：反应温度为500-600℃，重时空速为2-10小时-1。
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