[go: up one dir, main page]

CN119317687A - 流化床催化热解工艺中从催化剂和气体中高效分离填料的方法 - Google Patents

流化床催化热解工艺中从催化剂和气体中高效分离填料的方法 Download PDF

Info

Publication number
CN119317687A
CN119317687A CN202380044785.XA CN202380044785A CN119317687A CN 119317687 A CN119317687 A CN 119317687A CN 202380044785 A CN202380044785 A CN 202380044785A CN 119317687 A CN119317687 A CN 119317687A
Authority
CN
China
Prior art keywords
catalyst
reactor
cyclone
fluidized bed
catalytic
Prior art date
Legal status (The legal status is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the status listed.)
Pending
Application number
CN202380044785.XA
Other languages
English (en)
Inventor
M·米萨拉
L·勒克佐
K-E·沃斯
O·M·巴沙
Current Assignee (The listed assignees may be inaccurate. Google has not performed a legal analysis and makes no representation or warranty as to the accuracy of the list.)
Anellotech Inc
Original Assignee
Anellotech Inc
Priority date (The priority date is an assumption and is not a legal conclusion. Google has not performed a legal analysis and makes no representation as to the accuracy of the date listed.)
Filing date
Publication date
Application filed by Anellotech Inc filed Critical Anellotech Inc
Publication of CN119317687A publication Critical patent/CN119317687A/zh
Pending legal-status Critical Current

Links

Classifications

    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G1/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oil-shale, oil-sand, or non-melting solid carbonaceous or similar materials, e.g. wood, coal
    • C10G1/08—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oil-shale, oil-sand, or non-melting solid carbonaceous or similar materials, e.g. wood, coal with moving catalysts
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J29/00—Catalysts comprising molecular sieves
    • B01J29/04—Catalysts comprising molecular sieves having base-exchange properties, e.g. crystalline zeolites
    • B01J29/06—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J29/00—Catalysts comprising molecular sieves
    • B01J29/04—Catalysts comprising molecular sieves having base-exchange properties, e.g. crystalline zeolites
    • B01J29/06—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof
    • B01J29/40—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof of the pentasil type, e.g. types ZSM-5, ZSM-8 or ZSM-11, as exemplified by patent documents US3702886, GB1334243 and US3709979, respectively
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J29/00—Catalysts comprising molecular sieves
    • B01J29/04—Catalysts comprising molecular sieves having base-exchange properties, e.g. crystalline zeolites
    • B01J29/06—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof
    • B01J29/65—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof of the ferrierite type, e.g. types ZSM-21, ZSM-35 or ZSM-38, as exemplified by patent documents US4046859, US4016245 and US4046859, respectively
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J29/00—Catalysts comprising molecular sieves
    • B01J29/04—Catalysts comprising molecular sieves having base-exchange properties, e.g. crystalline zeolites
    • B01J29/06—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof
    • B01J29/70—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof of types characterised by their specific structure not provided for in groups B01J29/08 - B01J29/65
    • B01J29/7023—EUO-type, e.g. EU-1, TPZ-3 or ZSM-50
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J29/00—Catalysts comprising molecular sieves
    • B01J29/04—Catalysts comprising molecular sieves having base-exchange properties, e.g. crystalline zeolites
    • B01J29/06—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof
    • B01J29/70—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof of types characterised by their specific structure not provided for in groups B01J29/08 - B01J29/65
    • B01J29/703—MRE-type, e.g. ZSM-48
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J29/00—Catalysts comprising molecular sieves
    • B01J29/04—Catalysts comprising molecular sieves having base-exchange properties, e.g. crystalline zeolites
    • B01J29/06—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof
    • B01J29/70—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof of types characterised by their specific structure not provided for in groups B01J29/08 - B01J29/65
    • B01J29/7034—MTW-type, e.g. ZSM-12, NU-13, TPZ-12 or Theta-3
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J29/00—Catalysts comprising molecular sieves
    • B01J29/04—Catalysts comprising molecular sieves having base-exchange properties, e.g. crystalline zeolites
    • B01J29/06—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof
    • B01J29/70—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof of types characterised by their specific structure not provided for in groups B01J29/08 - B01J29/65
    • B01J29/7042—TON-type, e.g. Theta-1, ISI-1, KZ-2, NU-10 or ZSM-22
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J29/00—Catalysts comprising molecular sieves
    • B01J29/04—Catalysts comprising molecular sieves having base-exchange properties, e.g. crystalline zeolites
    • B01J29/06—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof
    • B01J29/70—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof of types characterised by their specific structure not provided for in groups B01J29/08 - B01J29/65
    • B01J29/7046—MTT-type, e.g. ZSM-23, KZ-1, ISI-4 or EU-13
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J29/00—Catalysts comprising molecular sieves
    • B01J29/90—Regeneration or reactivation
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J38/00—Regeneration or reactivation of catalysts, in general
    • B01J38/02—Heat treatment
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J38/00—Regeneration or reactivation of catalysts, in general
    • B01J38/04—Gas or vapour treating; Treating by using liquids vaporisable upon contacting spent catalyst
    • B01J38/12—Treating with free oxygen-containing gas
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/18—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles
    • B01J8/1818—Feeding of the fluidising gas
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C4/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a larger number of carbon atoms
    • C07C4/02—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a larger number of carbon atoms by cracking a single hydrocarbon or a mixture of individually defined hydrocarbons or a normally gaseous hydrocarbon fraction
    • C07C4/06—Catalytic processes
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C08—ORGANIC MACROMOLECULAR COMPOUNDS; THEIR PREPARATION OR CHEMICAL WORKING-UP; COMPOSITIONS BASED THEREON
    • C08J—WORKING-UP; GENERAL PROCESSES OF COMPOUNDING; AFTER-TREATMENT NOT COVERED BY SUBCLASSES C08B, C08C, C08F, C08G or C08H
    • C08J11/00—Recovery or working-up of waste materials
    • C08J11/04—Recovery or working-up of waste materials of polymers
    • C08J11/10—Recovery or working-up of waste materials of polymers by chemically breaking down the molecular chains of polymers or breaking of crosslinks, e.g. devulcanisation
    • C08J11/12—Recovery or working-up of waste materials of polymers by chemically breaking down the molecular chains of polymers or breaking of crosslinks, e.g. devulcanisation by dry-heat treatment only
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10B—DESTRUCTIVE DISTILLATION OF CARBONACEOUS MATERIALS FOR PRODUCTION OF GAS, COKE, TAR, OR SIMILAR MATERIALS
    • C10B49/00—Destructive distillation of solid carbonaceous materials by direct heating with heat-carrying agents including the partial combustion of the solid material to be treated
    • C10B49/16—Destructive distillation of solid carbonaceous materials by direct heating with heat-carrying agents including the partial combustion of the solid material to be treated with moving solid heat-carriers in divided form
    • C10B49/20—Destructive distillation of solid carbonaceous materials by direct heating with heat-carrying agents including the partial combustion of the solid material to be treated with moving solid heat-carriers in divided form in dispersed form
    • C10B49/22—Destructive distillation of solid carbonaceous materials by direct heating with heat-carrying agents including the partial combustion of the solid material to be treated with moving solid heat-carriers in divided form in dispersed form according to the "fluidised bed" technique
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10B—DESTRUCTIVE DISTILLATION OF CARBONACEOUS MATERIALS FOR PRODUCTION OF GAS, COKE, TAR, OR SIMILAR MATERIALS
    • C10B53/00—Destructive distillation, specially adapted for particular solid raw materials or solid raw materials in special form
    • C10B53/07—Destructive distillation, specially adapted for particular solid raw materials or solid raw materials in special form of solid raw materials consisting of synthetic polymeric materials, e.g. tyres
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10B—DESTRUCTIVE DISTILLATION OF CARBONACEOUS MATERIALS FOR PRODUCTION OF GAS, COKE, TAR, OR SIMILAR MATERIALS
    • C10B57/00—Other carbonising or coking processes; Features of destructive distillation processes in general
    • C10B57/02—Multi-step carbonising or coking processes
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10B—DESTRUCTIVE DISTILLATION OF CARBONACEOUS MATERIALS FOR PRODUCTION OF GAS, COKE, TAR, OR SIMILAR MATERIALS
    • C10B57/00—Other carbonising or coking processes; Features of destructive distillation processes in general
    • C10B57/04—Other carbonising or coking processes; Features of destructive distillation processes in general using charges of special composition
    • C10B57/06—Other carbonising or coking processes; Features of destructive distillation processes in general using charges of special composition containing additives
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G1/00—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oil-shale, oil-sand, or non-melting solid carbonaceous or similar materials, e.g. wood, coal
    • C10G1/10—Production of liquid hydrocarbon mixtures from oil-shale, oil-sand, or non-melting solid carbonaceous or similar materials, e.g. wood, coal from rubber or rubber waste
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G11/14—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts
    • C10G11/18—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts according to the "fluidised-bed" technique
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G11/00—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils
    • C10G11/14—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts
    • C10G11/18—Catalytic cracking, in the absence of hydrogen, of hydrocarbon oils with preheated moving solid catalysts according to the "fluidised-bed" technique
    • C10G11/182—Regeneration
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G47/00—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions
    • C10G47/24—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions with moving solid particles
    • C10G47/30—Cracking of hydrocarbon oils, in the presence of hydrogen or hydrogen- generating compounds, to obtain lower boiling fractions with moving solid particles according to the "fluidised-bed" technique
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10K—PURIFYING OR MODIFYING THE CHEMICAL COMPOSITION OF COMBUSTIBLE GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE
    • C10K1/00—Purifying combustible gases containing carbon monoxide
    • C10K1/02—Dust removal
    • C10K1/026—Dust removal by centrifugal forces
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D45/00—Separating dispersed particles from gases or vapours by gravity, inertia, or centrifugal forces
    • B01D45/12—Separating dispersed particles from gases or vapours by gravity, inertia, or centrifugal forces by centrifugal forces
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01D—SEPARATION
    • B01D53/00—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols
    • B01D53/02—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols by adsorption, e.g. preparative gas chromatography
    • B01D53/06—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols by adsorption, e.g. preparative gas chromatography with moving adsorbents, e.g. rotating beds
    • B01D53/10—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols by adsorption, e.g. preparative gas chromatography with moving adsorbents, e.g. rotating beds with dispersed adsorbents
    • B01D53/12—Separation of gases or vapours; Recovering vapours of volatile solvents from gases; Chemical or biological purification of waste gases, e.g. engine exhaust gases, smoke, fumes, flue gases, aerosols by adsorption, e.g. preparative gas chromatography with moving adsorbents, e.g. rotating beds with dispersed adsorbents according to the "fluidised technique"
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/005—Separating solid material from the gas/liquid stream
    • B01J8/0055—Separating solid material from the gas/liquid stream using cyclones
    • B—PERFORMING OPERATIONS; TRANSPORTING
    • B01—PHYSICAL OR CHEMICAL PROCESSES OR APPARATUS IN GENERAL
    • B01J—CHEMICAL OR PHYSICAL PROCESSES, e.g. CATALYSIS OR COLLOID CHEMISTRY; THEIR RELEVANT APPARATUS
    • B01J8/00—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes
    • B01J8/18—Chemical or physical processes in general, conducted in the presence of fluids and solid particles; Apparatus for such processes with fluidised particles
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C07—ORGANIC CHEMISTRY
    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
    • C07C2529/00—Catalysts comprising molecular sieves
    • C07C2529/04—Catalysts comprising molecular sieves having base-exchange properties, e.g. crystalline zeolites, pillared clays
    • C07C2529/06—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof
    • C07C2529/40—Crystalline aluminosilicate zeolites; Isomorphous compounds thereof of the pentasil type, e.g. types ZSM-5, ZSM-8 or ZSM-11
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/10—Feedstock materials
    • C10G2300/1003—Waste materials
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
    • C10G2300/4006—Temperature
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
    • C10G2300/4012—Pressure
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/40—Characteristics of the process deviating from typical ways of processing
    • C10G2300/4081—Recycling aspects
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2300/00—Aspects relating to hydrocarbon processing covered by groups C10G1/00 - C10G99/00
    • C10G2300/70—Catalyst aspects
    • C10G2300/708—Coking aspect, coke content and composition of deposits
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/20—C2-C4 olefins
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
    • C10—PETROLEUM, GAS OR COKE INDUSTRIES; TECHNICAL GASES CONTAINING CARBON MONOXIDE; FUELS; LUBRICANTS; PEAT
    • C10G—CRACKING HYDROCARBON OILS; PRODUCTION OF LIQUID HYDROCARBON MIXTURES, e.g. BY DESTRUCTIVE HYDROGENATION, OLIGOMERISATION, POLYMERISATION; RECOVERY OF HYDROCARBON OILS FROM OIL-SHALE, OIL-SAND, OR GASES; REFINING MIXTURES MAINLY CONSISTING OF HYDROCARBONS; REFORMING OF NAPHTHA; MINERAL WAXES
    • C10G2400/00—Products obtained by processes covered by groups C10G9/00 - C10G69/14
    • C10G2400/30—Aromatics

Landscapes

  • Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Engineering & Computer Science (AREA)
  • Organic Chemistry (AREA)
  • Chemical Kinetics & Catalysis (AREA)
  • Oil, Petroleum & Natural Gas (AREA)
  • Materials Engineering (AREA)
  • Crystallography & Structural Chemistry (AREA)
  • General Chemical & Material Sciences (AREA)
  • Combustion & Propulsion (AREA)
  • Life Sciences & Earth Sciences (AREA)
  • Wood Science & Technology (AREA)
  • Thermal Sciences (AREA)
  • Physics & Mathematics (AREA)
  • Health & Medical Sciences (AREA)
  • Medicinal Chemistry (AREA)
  • Polymers & Plastics (AREA)
  • Dispersion Chemistry (AREA)
  • Sustainable Development (AREA)
  • Separation, Recovery Or Treatment Of Waste Materials Containing Plastics (AREA)

Abstract

描述了一种在流化床催化热解过程中将塑料中的填料与催化剂和气体分离的方法，所述方法将废塑料、聚合物和其他废料转化为有用的化学品和燃料产品，例如链烷烃、烯烃和BTX等芳烃。

Description

流化床催化热解工艺中从催化剂和气体中高效分离填料的 方法
相关申请
本申请要求2022年5月3日提交的美国临时专利申请序列号63/338,013的优先权权益。
发明领域
本发明涉及在一种方法中将废塑料、聚合物和其他废料转化为有用的化学品和燃料产品，例如链烷烃、烯烃和芳烃(例如BTX)，该方法包括从用于此类废料升级的催化剂颗粒中分离填料的高效方法。
引言
2019年，美国塑料产生量为5520万吨，占城市固体废物产生量的13％。全世界生产了超过3.68亿吨塑料。据估计，在有史以来产生的83亿吨塑料中，有63亿吨最终成为垃圾，其中只有9％被回收利用。塑料回收是将废料或废塑料回收并重新加工成有用的产品。然而，自2018年中国禁止进口废塑料以来，美国的回收率估计已降至仅为4.4％。由于长链有机聚合物的化学性质和低经济回报率，塑料回收具有挑战性。废塑料材料通常需要分类成不同的塑料树脂类型，例如低密度聚乙烯(LDPE)、高密度聚乙烯(HDPE)、聚丙烯(PP)、聚苯乙烯(PS)、聚氯乙烯(PVC)和聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)，以便进行单独的回收处理。此外，塑料材料通常含有引入聚合物配方中的颗粒材料，以降低成本并改善性能。添加到塑料配方中的材料，即所谓的填料，占据了空间，并用较便宜的化合物取代了昂贵的树脂。成本的降低取决于聚合物和填料的相对成本。2020年5月聚合物价格范围约为(美元/公斤)：ABS10-16.5、HDPE 3.8-8.6、PET 1-3、PP 2.3-3.7、PS10.9-16.8以及PVC 1.8-2.5，而填料通常远低于1美元/公斤。2019年全球塑料填料市场规模估计为100亿美元，预计到2026年将超过145亿美元，增长率为5.2％。许多填料使塑料更容易成型，同时确保其稳定性。对于需要耐热性的塑料，矿物填料可以增加热变形并减少热膨胀。较大尺寸的填料颗粒会为裂纹的产生提供场所，从而削弱材料。大于约10-20微米的颗粒会开始严重影响复合材料的抗冲击性和断裂伸长率。较粗的颗粒还会导致表面光洁度较差，即光泽度低，并且渗透性增加。因此，填料通常优选是非常小的颗粒，小于约30微米。
当聚合物中含有填料时，它们通常占复合材料质量的20-30％。然而，有些材料(例如PVC)含有高达90％质量百分比的填料，而其他材料的填料重量含量则低于0.1％。
Plas-TCatTM是一种催化流化床工艺，其使用沸石催化剂将聚合物/塑料材料(尤其是原本可能被送往垃圾填埋场或焚化炉的废塑料)转化为永久气体、C2-C4轻质烯烃、C1-C4轻质链烷烃和C5+烃(包括苯、甲苯和二甲苯(“BTX”))、芳族和非芳族石脑油系列分子、C11+烃、焦炭和炭以及少量副产物的混合产物。具有相对较高的氢碳摩尔比的塑料混合物，例如聚乙烯(PE)、聚丙烯、聚苯乙烯及其组合，可以转化为烯烃和芳烃。在Plas-TCatTM材料中，填料、无机物、盐、矿物质或玻璃或金属碎片等物质必须不断从工艺中清除，以避免积聚，因为积聚既会降低催化剂活性，又会对反应器流体动力学产生不利影响。
在Plas-TCatTM工艺中，填料将在反应器和再生器的气态流出物中被淘析出来，此外还有一些夹带的催化剂，导致气态流出物流中的固体呈现双峰分布，即较小的填料颗粒(<40微米，95％<20微米)和较大的催化剂颗粒(>40微米，95％>65微米)。从该流中有效分离填料，同时最大限度地减少工艺中的催化剂损失，对于稳定性能和降低催化剂成本至关重要。
通过使用筛网或烛式过滤器(例如MAAG提供的过滤器)对热熔体进行过滤，可以去除塑料中的填料(https://maag.com/wp-content/upl oads/LAF％20Brosch％C3％BCre_ EN_16S_s.pdf)。塑料热熔体的过滤需要将混合物加热至高温(至400℃)和高压(至300巴)，以迫使粘稠的熔融塑料通过过滤器，并且需要定期清洁或更换过滤元件，这需要使整个过程停机。
溶解塑料回收涉及将聚合物溶解在溶剂中以分离固体，就像应用于聚苯乙烯的技术(https://www.creacycle.de/en/)或用于聚丙烯的PureCycle技术一样。该过程需要过滤聚合物溶液以去除颗粒物。除了定期清洁或更换过滤器所产生的问题之外，该过程还需要大量昂贵的溶剂，并且几乎100％回收溶剂才具有可行性。该过程还限于一种类型的聚合物或聚合物混合物，其中混合物中的所有聚合物都溶解在同一溶剂中，这需要将实际回收流中的聚合物混合物额外分离成单独的组分聚合物。
Layman等人在US 9803035中描述了一种纯化聚乙烯的方法，该方法通过在高温和高压下将聚乙烯与流体溶剂接触，然后将聚乙烯溶液与固体介质接触来生成更纯的聚乙烯溶液。Layman等人在US 10465058中描述了一种纯化回收聚合物的方法，该方法是将聚合物溶解在溶剂中，沉降溶液以去除悬浮污染物，通过与固体介质接触来净化溶液，并从所得溶液中分离聚合物。Layman等人在US 11008433B2中描述了一种纯化回收聚合物的方法，该方法是将聚合物溶解在溶剂中，沉降溶液以去除悬浮污染物，通过与固体介质接触来净化溶液，并从所得溶液中分离聚合物，以及对混合物中的不同聚合物重复该过程。
所有溶解过程都需要处理大量溶剂，并且与聚合物化学回收过程是分开的。
需要一种简单、连续的方法，将含有填料的聚合物混合物化学回收为化学中间体，以便进一步升级。
发明概述
本发明提供了一种简单的系统和连续的一步法，用于从由含有高浓度(高达10％)填料的碳质进料热解产生的连续反应器流出气体流中分离固体。该结构包括一个多级旋风分离器系统，第一级优选是单个旋风分离器，第二级和后续级分别包括并联运行的轴向型多旋风分离器(多旋风分离器)。第一个旋风分离器的效率被调节到一定水平，以使尽可能多的填料(较小的颗粒)随旋风分离器的气体出口排出，并且尽可能多的催化剂(较大的颗粒)从旋风分离器的底部排出。对于本发明来说，目标是使入口气流中至少85％的填料(直径较小的组分)随旋风分离器气体出口(顶部出口)排出，并且从通过旋风分离器底部排出的入口气流中分离出至少95％的催化剂(直径较大的组分)，并将其返回反应器。调整旋风分离器的尺寸的最低目的是满足这些分离目标，并尽可能超越这些目标达到最大可实现值。后续级将高效运行，进一步减少离开反应器的废气中的填料量，以满足进入下游处理单元的固体负载限制。
I.Klumpar等人在1986年3月出版的化学工程中的“空气分级器”一文中展示了不同的分级器及其尺寸选择曲线。总体来说，可以说它们达不到目前的切割尺寸，而且效率较低。工业分级器的这种效果被描述为锐度指数，可导致高达30％的旁路现象！其他来源，例如美卓空气分级机(Metso Air Classifier)(https://www.mogroup.com/prod ucts-and-services/plants-and-capital-equipment/classifiers/air-classifiers/)，声称其切割尺寸可低至10μm，最大粒度限制为500μm。可以使用几种常规科学方法中的任何一种来确定混合物的粒度分布(PSD)，例如光散射、X射线衍射(XRD)、扫描电子显微镜(SEM)、透射电子显微镜(TEM)和扫描透射电子显微镜(STEM)。
在不希望受限于理论的情况下，本方法利用高负荷旋风分离器中的条带分离效应和进入的固体流的双峰粒度分布。一般来说，高负荷旋风分离器的分离行为(或效率)由两种主要机制组成：(1)旋风分离器中的受限湍流仅允许入口气流携带一定量的固体，这也被称为临界负荷。如果气体中的固体负荷超过此临界负荷值，则多余的固体质量在旋风分离器入口后立即被去除，并在壁上形成条带层或连续层(条带分离)。(2)只有一小部分较细粒度分布会留在气流中，并在旋风分离器的涡流中进行离心分离(内部分离)。内部分离由离心力和颗粒阻力之间的平衡控制。
当固体负载大于约0.05kg/kg时，条带分离成为更主要的机制，如Muschelknautz、Edgar和Volker Greif在"旋风分离器及其他气-固分离器"(见Circulating FluidizedBeds.Springer,Dordrecht,1997.181-213)以及Hugi,Erich,和Lothar Reh.在"Focus onsolids strand formation improves separation performance of highly loadedcirculating fluidized bed recycle cyclones"(见Chemical Engineering andProcessing:Process Intensification 39.3(2000):263-273)中的描述。
这两种分离机制都以切割尺寸为特征，切割尺寸是气体和固体的物理性质以及旋风分离器几何形状的函数，描述了进行条带分离的较大固体与进行内部分离的较小固体之间的粒度边界。旋风分离器通常设计为切割尺寸尽可能小，从而最大限度地去除气流中的固体，并最大限度地提高分离效率。在该提议的应用中，旋风分离器的设计使得只有催化剂(较大)颗粒会经历条带分离并容易地从气流中去除，而其余固体(填料)将保留在旋风分离器的涡流中的气流中，这个设计旨在减少由于内部分离造成的固体损失，特别是通过修改涡流探测器的尺寸来实现。这些较小的固体(细粒)随后随气流一起从旋风分离器排出。有效地将旋风分离器用作固体分级器。第一个旋风分离器的切割尺寸设计在双峰粒度分布之间，以便分离粗颗粒，而细颗粒则夹带在废气中，在一个或多个高效率多旋风分离器中去除。高效率多旋风分离器用于降低淘析颗粒的浓度，以满足下游工艺的固体负荷限制。
本发明提供了一种从废塑料生产烯烃和芳烃的方法，包括将包含塑料的流送入流化床催化热解反应器，使进料与催化剂发生催化反应以形成产物混合物，使蒸气流出物通过包括分级旋风分离器和回收旋风分离器的催化剂和填料回收系统，将来自分级旋风分离器的固体返回到流化床反应器，丢弃从回收旋风分离器回收的填料，并从最后一个回收旋风分离器排出的蒸气中回收烯烃或芳烃。
本发明的第一方面提供了一种将塑料转化为烯烃或芳烃或烯烃和芳烃的混合物的方法，包括：将包含塑料的流(其中至少一种塑料含有填料)进料到含有催化剂的流化床反应器中；其中填料的平均粒度小于流化床催化剂的平均粒度；使进料与流化床反应器中的催化剂发生催化反应以形成产物混合物；从产物混合物中回收蒸气流出物；使蒸气流出物通过固体分离系统；将催化剂与填料分离，并从最后一个回收旋风分离器排出的蒸气中回收烯烃或芳烃或它们的某种组合。
本发明的第二方面提供了一种生产烯烃和芳烃的方法，包括：将包含塑料(其中至少一种塑料包含填料)的流进料到包含催化剂的流化床反应器中，其中填料的切割尺寸或粒度小于流化床催化剂的切割尺寸或粒度；使进料与流化床反应器中的催化剂发生催化反应以形成包含第一质量比的催化剂与填料的产物混合物；从产物混合物中回收蒸气流出物，其中蒸气流出物包含催化剂颗粒和填料；使蒸气流出物通过固体分离系统，包括将蒸气流出物送入第一旋风分离器并分离第一底部物质部分和第一溢流部分；其中第一旋风分离器为分级旋风分离器；其中第一底部物质部分具有大于第一质量比的第二质量比；将溢流部分送入第二旋风分离器并分离第二底部物质部分和第二溢流部分；其中第一旋风分离器对催化剂颗粒具有第一分离效率，而第二旋风分离器对催化剂颗粒具有第二分离效率，该第二分离效率大于第一分离效率；其中第二底部物质部分具有小于第一质量比的第三质量比；并且从最后一个旋风分离器排出的第二溢流部分蒸气中回收烯烃或芳烃或它们的某种组合。
第二溢流部分可以在回收步骤之前通过另外的旋风分离器。所要求的方法中的粒度可以通过X射线衍射(XRD)、扫描电子显微镜(SEM)、透射电子显微镜(TEM)或扫描透射电子显微镜(STEM)测量。尺寸可以根据ASTM D4464-00量化为体积分数小于50vol％的中值直径。
在其他方面，本发明包括本文所述的任何设备、系统(设备加条件和/或化学流)或方法。
在其任何方面，本发明的特征还在于以下特征中的一个或任意组合：其中固体分离系统包括一个或多个低效率分级旋风分离器，或一个或多个回收旋风分离器或多旋风分离器，或两者兼有；其中低效率分级旋风分离器的入口处的流速大于回收旋风分离器的入口处的流速；其中从一个或多个低效率分级旋风分离器的底部物质中回收的固体的至少一部分被返回到流化床反应器；其中从一个或多个回收旋风分离器回收的固体的至少一部分被丢弃；其中催化热解在300℃至800℃，或350℃至700℃，或400℃至650℃，或450℃至625℃，或500℃至600℃范围内的操作温度下进行；其中将富含乙烯或丙烯或两者兼有的流与挥发性产物分离；其中将富含乙烯或丙烯或两者兼有的流与挥发性产物分离并且至少部分再循环至热解反应器；其中至少80％质量的催化剂颗粒的尺寸为至少40微米，或至少50微米，或至少60微米，或至少75微米，或至少100微米，或40至300微米，或50至250微米，或75至150微米，如通过光散射、X射线衍射(XRD)、扫描电子显微镜(SEM)、透射电子显微镜(TEM)或扫描透射电子显微镜(STEM)所测量的；其中至少80％质量的填料颗粒的尺寸不超过40微米，或30微米，或20微米，或15微米，或10微米，或1至40微米，或2至30微米，或5至20微米，如通过光散射、X射线衍射(XRD)、扫描电子显微镜(SEM)、透射电子显微镜(TEM)或扫描透射电子显微镜(STEM)所测量的；其中流化气体在催化热解反应器中的停留时间定义为在方法温度和压力条件下反应器的体积除以流化流体的体积流速，为1秒至480秒，或1秒至240秒，或2秒至60秒，或3秒至30秒，或4秒至15秒；其中流化床反应器中的压力为至少0.1MPa，或至少0.3MPa，或至少0.4MPa，或0.1至2.0MPa(1至20巴)，或0.1至1.0MPa，或0.3至0.8MPa，优选0.4至0.6MPa；其中流化床反应器为循环床、鼓泡床、湍流床或提升管反应器；其中用于催化热解的流化气体可以包括H2、CO、CO2、H2O、C1-C4链烷烃或烯烃或两者、N2、Ar、He或再循环物流，或它们的某种组合；其中催化剂为固体催化剂，催化热解步骤包括在流化床反应器中在固体催化剂的存在下热解以产生流体产物流和含有焦炭的废催化剂，并且其中进料中至少90％的碳转化为焦炭和挥发性产物；其中从低效率分级旋风分离器分离出的催化剂的至少一部分返回到催化热解反应器，或传送至催化剂再生器，或丢弃；其中使用包括分级旋风分离器和回收旋风分离器的催化剂和填料固体分离系统，将来自分级旋风分离器的固体返回到流化床反应器，并从最后一个回收旋风分离器排出的蒸气中回收烯烃或芳烃；其中分级旋风分离器的切割尺寸设计为介于填料的粒度分布和催化剂的粒度分布之间，从而允许较大粒度部分被分离，较小粒度部分被夹带在废气中以便在一系列高效回收多旋风分离器中去除；其中进料混合物包含选自以下的塑料：聚乙烯、聚丙烯、聚酯、聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)、丙烯腈-丁二烯-苯乙烯(ABS)共聚物、聚呋喃甲酸乙二醇酯(PEF)、聚酰胺、聚氨酯、聚醚、聚碳酸酯、聚氧化物、聚硫化物、聚芳酯、聚醚酮、聚醚酰亚胺、聚砜、聚氨酯、聚乙烯醇和通过单体(例如二烯、烯烃、苯乙烯、丙烯酸酯、丙烯腈、甲基丙烯酸酯、甲基丙烯腈、二酸和二醇、内酯、二酸和二胺、内酰胺、乙烯基酯)聚合产生的聚合物、它们的嵌段共聚物、以及它们的合金；热固性聚合物，例如环氧树脂；酚醛树脂；三聚氰胺树脂；醇酸树脂；乙烯基酯树脂；不饱和聚酯树脂；交联聚氨酯；聚异氰脲酸酯；交联弹性体，包括但不限于聚异戊二烯、聚丁二烯、苯乙烯-丁二烯、苯乙烯-异戊二烯、乙烯-丙烯-二烯单体聚合物；及其混合物，其中原料包括选自以下的废塑料的混合物：聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)、高密度聚乙烯(HDPE)、聚氯乙烯(PVC)或聚偏氟乙烯(PVCD)、低密度聚乙烯(LDPE)、聚丙烯(PP)、聚苯乙烯(PS)，或混合树脂，或它们的某种组合；其中原料包括选自以下的废塑料的混合物：聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)、高密度聚乙烯(HDPE)、聚氯乙烯(PVC)或聚偏氟乙烯(PVCD)、低密度聚乙烯(LDPE)、聚丙烯(PP)、聚苯乙烯(PS)，或混合树脂，或它们的某种组合；其中填料选自氧化铝、铝、铝纤维、铝片、氢氧化铝、氮化铝、锑掺杂的氧化锡、氧化锑、芳族聚酰胺、凹凸棒石、硫酸钡、钛酸钡、膨润土、碳酸铋、氧化硼、氮化硼、青铜粉、碳酸钙、氟化钙、磷酸钙、硅酸钙、硫酸钙、硫酸钙晶须、炭黑、碳纤维、碳纳米管、纤维素纳米晶体、壳聚糖、粘土、增容剂、铜、金刚石、硅藻土、膨胀石墨、铁磁粉、氟云母、粉煤灰、气相纳米二氧化硅、玻璃珠、玻璃纤维、玻璃片、玻璃球、石墨烯、石墨、轮胎橡胶粉、中空玻璃微球、中空硅酸盐、水滑石、铁、高岭土、木质素、氢氧化镁、氧化镁、磁铁矿、云母、微纤维纤维素，硫化钼、蒙脱石、镍-钡、镍、酚醛微球、钛酸钾晶须、钾镁铝硅酸盐、PTFE、叶蜡石、赤泥、红磷、橡胶颗粒、沙子、海泡石、硅烷、二氧化硅、碳化硅、银粉、烟灰、淀粉、滑石、四针状氧化锌晶须、二氧化钛纳米颗粒、二氧化钛、蛭石、硅灰石、木纤维、木粉、硼酸锌、氧化锌、硅酸锆，或它们的某种组合；其中填料选自碳酸钙、炭黑、二氧化硅、高岭土，或滑石，或它们的某种组合。其中流化床反应器中的催化剂包括沸石；其中催化剂的SAR(二氧化硅/氧化铝比率，SiO2:Al2O3质量比)为大于12，或12至240，并且CI(约束指数)为1至12或5至10；其中沸石催化剂选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-22、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-48、ZSM-50或其组合；其中催化剂包括ZSM-5；其中流化床中的催化剂包括选自氧化铝、氧化锆、二氧化硅、氧化镁、氧化钍、二氧化钛、氧化硼或其组合的粘合剂材料；其中流化床中的催化剂包括催化分子筛，其中催化分子筛占催化剂颗粒组成的30重量％至90重量％或40重量％至70重量％；其中流化床中的催化剂为可流化微球的形式；其中塑料在热解反应器中经过预处理以去除氯，然后送入流化床催化热解反应器；其中热解反应器为移动床、单螺杆挤出机、双螺杆挤出机、螺旋反应器、静态混合器反应器、回转窑反应器或阶梯式炉排反应器；其中热解反应器包括进料入口和出口，并且热解反应器中的温度在进料入口附近的较低温度至出口处的较高温度的范围内；其中在入口处或附近，热解反应器中的温度可以为20℃至225℃，例如20至100℃或20至50℃，并且在出口处的温度范围可以为300℃至700℃，例如325至650℃或350至600℃；其中热解反应器包括两个或更多个串联的反应器；其中在热处理或热解反应器中凝聚相的停留时间为至少1，或至少5，或至少10，或至少20，或至少30，或1至60，或5至30，或10至30分钟；其中包含H2、CO或烯烃或这些的某种组合的蒸气相共反应物或再循环流被直接进料到一个或多个热解反应器或一个或多个催化热解反应器；其中来自流化床催化反应器的产物蒸气混合物包含至少10质量％的BTX，在一些实施方案中，包含10至90质量％范围内的BTX；其中进料到热处理反应器的固体共反应物包括农用石灰或氧化钙、氢氧化钙、氧化镁、氢氧化镁、石灰石、水滑石、活性炭或沸石或其他固体碱性材料，或它们的某种组合；其中来自流化床催化反应器的产物蒸气混合物包含至少10质量％的烯烃，在一些实施方案中，包含10至90质量％范围内的烯烃；其中来自流化床催化反应器的产物蒸气混合物包含基于聚合物进料中的质量至少30％，或至少40％，或至少45％，或至少50％，或至少55％，或至少60％，或20％至90％，或30％至70％，或45％至60％的烯烃；其中来自催化转化的产物蒸气混合物中的BTX(苯、甲苯和二甲苯)的质量产率为基于聚合物进料中的质量至少30％，或至少40％，或至少45％，或至少50％，或至少55％，或至少60％，或20％至90％，或30％至70％，或45％至60％的BTX；其中从产物蒸气混合物中分离或回收苯、甲苯或二甲苯；其中产物蒸气混合物中的至少一部分芳烃产物被加氢以产生环烷烃；其中乙烯，或丙烯，或丁烯，或它们的某种组合从催化热解产物蒸气混合物中分离出来；其中产物蒸气混合物经过分离方法以产生富含CH4、CO和H2的气体流；并且将富含CH4、CO和H2的气体流的至少一部分传送至再生器，它们在其中被燃烧；其中产物蒸气混合物包含CH4和C2-C4链烷烃；并且其中50至100质量％的CH4和C2-C4链烷烃在再生器中燃烧；其中流化床催化热解反应器中的催化剂被取出并通过用空气或其他氧化气体混合物氧化而再生，并返回到催化热解反应器；其中通过使蒸气、氮气、CO、CO2、CH4、He或这些的某种组合的流或来自产物气体的再循环流通过催化剂颗粒，将从催化反应器中去除的催化剂或在固体分离系统中回收的催化剂或这两者汽提出挥发性物质；其中从汽提器排出的流中的可冷凝物质被冷凝，有机相和水相被分离，液体有机相被送去产物回收，水相被送去废水回收，而已经去除了挥发性有机化合物的催化剂被送去催化剂再生器；其中热的再生催化剂向催化热解反应器提供热量；其中产物混合物中的至少一部分气体在再生器中燃烧；其中至少一部分天然气被送入催化剂再生器；其中来自催化剂再生的热量为热处理或热解或催化热解步骤提供能量；其中从催化剂再生器回收的热量用于加热进料、热处理反应器或热解反应器或催化热解流化床反应器或它们的某种组合；其中在催化剂再生器或填料再生器或两者中产生的燃烧产物气体(烟气)被传送至一个固体分离系统或单独的多个固体分离系统，该一个或多个固体分离系统包括一系列旋风分离器，其中有任选的分级旋风分离器，随后是一个或多个高效率多旋风分离器；其中低效率分级旋风分离器的入口处的流速为大于5，或大于10，或大于15，或5至40，或10至30，或15至25米/秒；其中在任何一个分级旋风分离器中，涡流直径[图5中的“De”]与圆筒内径(图5中的“D”)的比率可以是0.2，或0.3，或0.4，或0.5，或0.6，或0.7，或在0.1至0.8，或0.3至0.7，或0.4至0.6，或0.45至0.55，或0.49至0.51的范围内，或者涡流长度与圆筒长度的比率可以是0.5，或0.6，或0.7，或0.8，或0.9，或在0.3至0.95，或0.5至0.95，或0.8至0.95，或0.85至0.95的范围内，或者底流直径与涡流直径的比率可以为0.02，或0.1，或0.15，或0.2，或0.25，或0.3，或0.5，或1.0，或1.25，或在0.02至1.25，或0.02至0.5，或0.1至0.3，或0.15至0.25的范围内，或者入口高度与入口宽度的比率可以为0.75、1，或1.5，或2，或2.4，或3，或4，或5，或可以在0.75至5，或1.5至4，或2至3，或2.2至2.6的范围内，或者涡流长度(S)与总高度(H)的比率可以为0.1，或0.2，或0.3，或0.36，或0.4，或0.5，或0.6，或0.8，或在0.1至0.8，或0.2至0.6，或0.3至0.4，或0.34至0.38的范围内；其中一个或多个旋风分离器不具有涡流探测器；其中一个或多个回收旋风分离器包括至少一个多旋风分离器；其中对于任何多旋风分离器内的多个小直径旋风分离器中的每一个，涡流直径与圆筒直径的比率可以是0.2，或0.3，或0.4，或0.5，或0.6，或0.7，或在0.1至0.8，或0.3至0.7，或0.4至0.6，或0.45至0.55，或0.49至0.51的范围内，或者涡流长度与圆筒长度的比率可以是0.5，或0.6，或0.7，或0.8，或0.9，或在0.3至0.95，或0.5至0.95，或0.8至0.95，或0.85至0.95的范围内，或者底流直径与涡流直径的比率可以是0.02，或0.1，或0.15，或0.2，或0.25，或0.3，或0.5，或1.0，或1.25，或在0.02至1.25，或0.02至0.5，或0.1至0.3，或0.15至0.25的范围内，或者入口高度与入口宽度的比率可以为0.75，或1，或1.5，或2，或2.4，或3，或4，或5，或可以在0.75至5，或1.5至4，或2至3，或2.2至2.6的范围内，或者涡流长度与总高度的比率可以为0.1，或0.2，或0.3，或0.36，或0.4，或0.5，或0.6，或0.8，或在0.1至0.8，或0.2至0.6，或0.3至0.4，或0.34至0.38的范围内；其中任何一个回收旋风分离器的入口处的流速不超过25，或20，或15，或10，或5，或3，或为3至20，或5至15，或6至12米/秒；其中进入分级旋风分离器的催化剂颗粒与填料颗粒的质量比至少为1、2、5、10、20、30或50，或者为0.1至50、0.5至30，或5至20；其中从分级旋风分离器底部排出的催化剂颗粒与填料颗粒的质量比为至少5，或至少30，或至少50，或至少200，或至少1000，或为5至10,000，或为30至5,000，或为50至1000；其中分级旋风分离器的溢流中的催化剂颗粒与填料颗粒的质量比不超过10、5、2、1、0.2或0.1，或为0.0001至10，0.001至5，或0.01至1；其中回收旋风分离器的溢流中的催化剂颗粒与填料颗粒的质量比不超过0.1、0.001、0.00001，或为0.0000001至0.1、0.00001至0.01，或0.0001至0.001；其中回收旋风分离器的底部物质中的催化剂颗粒与填料颗粒的质量比不超过0.1、0.001、0.00001，或为0.0000001至0.1、0.00001至0.01，或0.0001至0.001；其中任何一个多旋风分离器内的小旋风分离器的数量可以是4、9、16、25、36、49或64，或4至64，或9至49，或16至36个旋风分离器；其中低效率分级旋风分离器或旋风分离器组合的效率不超过95％，或90％，或85％，或80％，或75％；其中一个或多个回收旋风分离器合在一起的效率至少为80％，或85％，或90％，或95％，或98％，或99％，或99.5％；其中从回收旋风分离器排出的蒸气产物中的颗粒浓度不超过每立方米蒸气产物200，或300，或400，或500μg；其中塑料进料流在热处理反应器中被处理，并将冷凝相传送至催化热解反应器；其中将吹扫气体(例如H2O、N2、Ar、CO2或它们的某种组合)送入热处理反应器，并将蒸气排出；其中将塑料进料流在热处理反应器中加热到250至300℃之间的温度，并将产物传送至热解反应器；其中将惰性气体送入热处理反应器，并将蒸气排出；其中对来自热处理反应器的热产物流进行过滤以去除固体，然后送入热解反应器；其中将在任选的热处理反应器中产生的产物(不分离大部分产物)转移至含有催化剂的催化热解反应器；其中热处理反应器的非蒸气产物或去除所需产物后剩余的一部分气体或两者被燃烧以提供用于流化床中的催化反应的能量；其中固体共反应物材料被送入热处理反应器；其中固体共反应物材料从方法流中分离并转移到燃烧再生器，其中碳质材料与空气发生反应并且至少一部分热固体共反应物材料返回到热处理反应器；其中离开固体共反应物材料再生器的热烟气被通入催化剂加热器以加热催化热解反应器的催化剂；其中热处理是通过将进料加热到250至300℃之间的温度来进行的，保持在该温度下同时去除蒸气，然后将冷凝相送至催化热解反应器或在热解反应器中在更高温度下进一步热解；其中通过使蒸气、氮气、CO、CO2、CH4、He或这些的某种组合的流或来自产物气体的再循环流通过催化剂颗粒来去除从催化反应器去除的催化剂或在固体分离系统中回收的催化剂或两者中的挥发性物质，冷凝流中的可冷凝物质，分离有机相和水相，将液体有机相送至产物回收，将水相送至废水回收，并将已去除挥发性有机化合物的催化剂送至催化剂再生器，或返回催化反应器，或丢弃，或这些操作的某种组合，其中从固体分离系统中回收填料；其中通过使蒸气、氮气、CO、CO2、CH4、He或这些气体的某种组合的流或来自产物气体的再循环流通过填料颗粒来去除在固体分离系统中回收的填料中的挥发性物质，冷凝流中的可冷凝物质，分离有机相和水相，将液态有机相送至产物回收，将水相送至废水回收，并将已去除挥发性有机化合物的填料送至填料再生器，或丢弃，或上述操作的某种组合。
在包括固体分离系统的热化学反应器中通过热解来化学回收塑料有许多优点：任何类型的塑料混合物都是合适的；塑料颗粒不需要研磨成小尺寸，因为在热解反应器中的长停留时间会确保塑料碎片被加热到分解温度；热解可以在高温下操作；可以在任选的热处理反应器中去除不需要的污染物；小粒度填料可以有效地与催化剂分离并丢弃；从填料中分离的催化剂可以返回到工艺中，从而减少催化剂损失和由此产生的催化剂成本。本发明方法的另一个优点是，通过本发明方法由回收塑料制成的粗液体产物流的生产可以在与产物分离和净化系统不同的位置进行，并且这种“分布式处理”方案最大限度地降低了小规模区域塑料升级设施的分离和净化成本。
附图简述
图1示意性地示出了通过热解混合塑料并对粗产物混合物进行催化反应以产生烯烃、芳烃或它们的某种组合从而将混合塑料材料转化为有价值的产物的方法，该方法包括旋风分离器的固体分离系统，用于将填料和其他细粒从系统中分离出来。
图2示意性地示出了通过热解混合塑料并对产物进行催化反应以产生烯烃、芳烃或它们的某种组合从而将混合塑料材料转化为有价值的产物的方法，其中热处理反应器用于在进料到热解反应器之前去除污染物，并且固体分离系统将填料和其他细粒从系统中分离出来。
图3示出了固体分离系统的示意图。
图4示出了实施例1的进料中的填料、催化剂以及填料和催化剂的总和的粒度分布。
图5显示了定义旋风分离器设计的参数。
图6显示了多旋风分离器的设计。
图7显示了实验确定的再生器排出的固体(包括填料和催化剂)的粒度分布。
图8显示了采用固体分离系统运行的中试装置反应器的示意图。
图9显示了对来自立管3的再生催化剂测量的粒度分布(PSD)。对来自立管3的再生催化剂测量的PSD为：在引入含有填料的塑料进料之前，TOS24小时之后(最低峰)；以6.5公斤/小时的速率进料塑料3.5小时之后，在TOS27.5小时时(中等尺寸峰)；以6.5公斤/小时的速率进料塑料9.5小时之后，在TOS 75.5小时时(最高峰)。
图10显示了在以6.5公斤/小时的速率进料塑料3.5小时后，在TOS27.5小时时(较低峰)以及在以6.5公斤/小时的速率进料塑料9.5小时后，在TOS 75.5小时时(较高峰)来自立管1的未汽提的反应器催化剂的粒度分布(PSD)。
图11显示了在以6.5公斤/小时的速率进料塑料3.5小时后，在TOS27.5小时时(较矮峰)以及在以6.5公斤/小时的速率进料塑料9.5小时后，在TOS 75.5小时时(较高峰)已汽提的反应器催化剂的PSD。
图12显示了在以6.5公斤/小时的速率进料塑料3.5小时后，在TOS27.5小时时来自立管1(未汽提)、2(已汽提)和3(再生)的样品的PSD。较高峰来自再生催化剂，而较矮峰显示相互重叠的另外两个PSD。
图13显示了通过固体分离系统的物质的PSD(上部数据)与流化床中的催化剂的PSD(下部数据)的比较。每个数据点代表包含小于特定直径的颗粒的样品的质量分数。
术语
芳烃-本文中使用的术语“芳烃”或“芳族化合物”用于指包含一个或多个芳族基团的碳氢化合物，例如单芳环系统(例如苄基、苯基等)和稠合多环芳香环系统(例如萘基、1,2,3,4-四氢萘基等)。芳族化合物的实例包括但不限于苯、甲苯、茚烷、茚、2-乙基甲苯、3-乙基甲苯、4-乙基甲苯、三甲基苯(例如1,3,5-三甲基苯、1,2,4-三甲基苯、1,2,3-三甲基苯等)、乙苯、苯乙烯、异丙苯、甲基苯、丙基苯、二甲苯(例如对二甲苯、间二甲苯、邻二甲苯等)、萘、甲基萘(例如1-甲基萘、蒽、9,10-二甲基蒽、芘、菲、二甲基萘(例如1,5-二甲基萘、1,6-二甲基萘、2,5-二甲基萘等)、乙基萘、氢茚、甲基氢茚和二甲基氢茚。在一些实施方案中，还可以生产单环和/或更高级环的芳烃。
旋风分离器-在旋风分离器中，离心力用于将固体从流体中分离出来。分离过程取决于颗粒大小和颗粒密度。还可以让细小颗粒随流体一起流动。旋风分离器由一个短的垂直圆柱形容器和一个圆锥形底部组成。容器的上部装有切向入口。固体出口位于底部。流体出口设置在顶部中央，可向内延伸到分离器内，这样的布置可防止气体直接从入口短路到流体出口。需要分离的固体悬浮在以高速切向引入的气流中，使得容器内发生旋转运动。离心力将颗粒抛向容器壁。随着气体速度的减小，较大、较密的颗粒会落到底部并聚集在固体出口处。气体可连同其中夹带的较小、密度较低的颗粒从顶部的中央出口逸出。从旋风分离器顶部中央出口排出的流为溢流部分，从底部固体出口排出的流为底流或底部物质部分。
催化剂-在本发明的上下文中有用的催化剂组分可以从本领域已知的或如本领域技术人员所理解的任何催化剂中选择。催化剂促进和/或影响反应。因此，如本文所用，催化剂会降低化学过程的活化能(增加速率)和/或改善化学反应中产物或中间产物的分布(例如，形状选择性催化剂)。可催化的反应实例包括：脱水、脱氢、异构化、氢转移、氢化、聚合、环化、脱硫、脱氮、脱氧、芳构化、脱羰、脱羧、醇醛缩合及其组合。如本领域技术人员所理解的，催化剂组分可被认为是酸性的、中性的，或碱性的。
对于催化热解，特别有利的催化剂包括具有根据孔径(例如，介孔和通常与沸石相关的孔径)选择的内部孔隙率的催化剂，例如，平均孔径小于约10nm、小于约5nm、小于约2nm、小于约1nm、小于约0.5nm或更小。在一些实施方案中，可以使用平均孔径为约0.5nm至约10nm的催化剂。在一些实施方案中，可以使用平均孔径在约0.55nm至约0.65nm之间或约0.59nm至约0.63nm之间的催化剂。在某些情况下，可以使用平均孔径在约0.7nm至约0.8nm之间或约0.72nm至约0.78nm之间的催化剂。
在催化热解的一些优选实施方案中，催化剂可以选自天然沸石、合成沸石及其组合。在某些实施方案中，催化剂可以是ZSM-5沸石催化剂，正如本领域技术人员所理解的那样。任选地，此类催化剂可以包含酸性位点。其他类型的沸石催化剂包括：镁碱沸石、Y型沸石、β型沸石、丝光沸石、MCM-22、ZSM-23、ZSM-57、SUZ-4、EU-1、ZSM-11、(S)AlPO-31、SSZ-23等。沸石和其他小孔材料通常通过其约束指数来表征。约束指数近似于正己烷和3-甲基戊烷的裂解速率常数之比。确定约束指数的方法更详细地描述于美国专利号4,029,716中，该方法的细节通过引用并入本文。
一些典型材料的约束指数(CI)值为：
表1.一些常见沸石的约束指数。
CI可在所示的1至12范围内变化。同样，其他变量(例如晶体大小或可能被遮挡的污染物以及与晶体紧密结合的粘合剂的存在)也可能影响CI。本领域技术人员应当理解，本文所用的CI虽然提供了一种表征目标分子筛的非常有用的手段，但考虑到其测定方式，它只是一个近似值，在某些情况下，可能会存在复合变量极值的情况。然而，对于本文有用的任何给定分子筛，CI的值都在约1至12的范围内。在其他实施方案中，可以使用非沸石催化剂；例如，WOx/ZrO2、磷酸铝等。在一些实施方案中，催化剂可以包括金属和/或金属氧化物。合适的金属和/或氧化物包括例如镍、钯、铂、钛、钒、铬、锰、铁、钴、锌、铜、镓和/或它们的任何氧化物等。在某些情况下，可以加入选自稀土元素，即元素57-71、铈、锆或它们的氧化物组合中的助催化剂元素，以改变催化剂的活性或结构。此外，在某些情况下，可以选择催化剂的性质(例如，孔结构，酸性位点的类型和/或数量等)来选择性地产生所需产物。
用于其他过程(例如烯烃烷基化、芳构化(烃重整)、氢化、加氢处理、脱氧、脱氮和脱硫)的催化剂是众所周知的，可以选择用于烯烃转化或本文所述的其他过程。塑料或聚合物-术语“塑料”和“聚合物”在本文中可互换使用。聚合物是主要由重复单元组成的碳基(通常至少含有50质量％的C)材料，其数均分子量至少为100，通常大于1000或大于10,000。聚合物包括热塑性聚合物，例如聚乙烯、聚丙烯、聚酯、聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)、丙烯腈-丁二烯-苯乙烯(ABS)共聚物、聚呋喃甲酸乙二醇酯(PEF)、聚酰胺、聚氨酯、聚醚、聚碳酸酯、聚氧化物、聚硫化物、聚芳酯、聚醚酮、聚醚酰亚胺、聚砜、聚氨酯、聚乙烯醇和通过单体(例如二烯、烯烃、苯乙烯、丙烯酸酯、丙烯腈、甲基丙烯酸酯、甲基丙烯腈、二酸和二醇、内酯、二酸和二胺、内酰胺、乙烯基卤化物、乙烯基酯)聚合产生的聚合物、它们的嵌段共聚物、以及它们的合金，热固性聚合物，例如环氧树脂；酚醛树脂；三聚氰胺树脂；醇酸树脂；乙烯基酯树脂；不饱和聚酯树脂；交联聚氨酯；聚异氰脲酸酯；交联弹性体，包括但不限于聚异戊二烯、聚丁二烯、苯乙烯-丁二烯、苯乙烯-异戊二烯、乙烯-丙烯-二烯单体聚合物；以及它们的混合物。从城市固体废物或其他废物流中分离出的聚合物混合物是合适的进料，前提是它们仅含有少量污染物，例如S、N、O、卤素、矿物质、金属或炭黑。在热解时产生卤化物质的聚合物，例如聚氯乙烯(PVC)、聚四氟乙烯(PTFE)和其它卤化聚合物，通常被最小化或排除在用于本发明的进料之外。热解-术语“热解(pyrolysis)”和“热解(pyrolyzing)”在本领域中具有其常规含义，用于指通过加热将化合物(例如固体烃类物质)转化为一种或多种其他物质(例如挥发性有机化合物、气体和焦炭)，优选在不添加或不存在O2的情况下进行。优选地，热解反应室内存在的O2的体积分数为0.5％或更低。热解可以在使用或不使用催化剂的情况下进行。“催化热解”是指在催化剂存在下进行的热解，可能涉及如下更详细描述的步骤。催化裂解过程的示例概述于例如Huber,G.W.等人,"Synthesis of TransportationFuels from Biomass:Chemistry,Catalysts,and Engineering,"Chem.Rev.106,(2006),第4044-4098页中。
“分级旋风分离器”是一种旋风分离器，用于根据颗粒大小和密度从气体或蒸气流中分离固体颗粒。分级旋风分离器的工作原理是利用离心力将切割尺寸所定义的一部分颗粒从气流中分离出来。当气体和颗粒进入旋风分离器时，旋转运动会产生涡流，导致较重的颗粒向旋风分离器的壁移动，而较轻的颗粒则留在中心。分离出的颗粒通过单独的出口从旋风分离器排出，而气体或蒸气继续与剩余的颗粒一起流过旋风分离器并通过不同的出口排出。
“回收旋风分离器”是一种从蒸气流中分离固体的旋风分离器，可去除足够部分的固体，使蒸气流能够在化学过程中的常规冷凝、蒸馏或升级设备中进行处理。典型的回收旋风分离器可以去除足够多的颗粒，使得从回收旋风分离器排出的蒸气产物中的颗粒浓度低于某个目标浓度，例如每立方米蒸气产物中不超过200、300、400或500μg。
旋风分离效率(有时称为回收率)是指在流中选定的固体累积部分进入任一产物的百分比。效率E(或总效率)是细产物回收率与粗产物回收率之间的差值，计算如下：
E＝EP-ET＝(XP@WP-XT·WT)/XF·WF
其中P表示产物，T表示尾料(或细粒)，F表示进料，X表示特定尺寸的颗粒的质量分数，W表示特定尺寸的颗粒的质量，如Klum par，VI在“Measuring and Optimizing AirClassifier Performance,”Sep.Technol.,2,1992,124-135中所描述。
效率低的旋风分离器，即进入旋风分离器的大部分固体通过旋风分离器并与溢流部分一起排出，称为分级旋风分离器。分级旋风分离器可用于分离具有不同平均粒度的物质。效率高的旋风分离器，即进入旋风分离器的固体中仅有一小部分通过旋风分离器并随溢流部分一起排出，称为回收旋风分离器，因为其目的是从蒸气流中去除固体。
切割尺寸-在粒度分离过程中，术语“切割尺寸”(或d50)指的是颗粒有相等概率进入溢流或底流的粒度。dX的值表示颗粒尺寸，有X％的概率，其会随旋风分离器底部排出的底流固体被去除，而不是随含有夹带固体的溢流气体被去除。分配曲线表示粗产物(底流或底部物质)中排出的每种粒度的质量分数。
填料–术语“填料”是指添加到聚合物组合物中或作为聚合物组合物一部分的任何固体物质，其含量最高可达20重量％，例如氧化铝、铝、铝纤维、铝片、氢氧化铝、氮化铝、锑掺杂的氧化锡、氧化锑、芳族聚酰胺、凹凸棒石、硫酸钡、钛酸钡、膨润土、碳酸铋、氧化硼、氮化硼、青铜粉、碳酸钙、氟化钙、磷酸钙、硅酸钙、硫酸钙、硫酸钙晶须、炭黑、碳纤维、碳纳米管、纤维素纳米晶体、壳聚糖、粘土、增容剂、铜、金刚石、硅藻土、膨胀石墨、铁磁粉、氟云母、粉煤灰、气相纳米二氧化硅、玻璃珠、玻璃纤维、玻璃片、玻璃球、石墨烯、石墨、轮胎橡胶粉、空心玻璃微球、空心硅酸盐、水滑石、铁、高岭土、木质素、氢氧化镁、氧化镁、磁铁矿、云母、微纤维纤维素、硫化钼、蒙脱石、Ni-BaTiO3、镍、酚醛微球、钛酸钾晶须、钾镁铝硅酸盐、聚四氟乙烯、叶蜡石、赤泥、红磷、橡胶颗粒、沙子、海泡石、硅烷、二氧化硅、碳化硅、银粉、烟灰、淀粉、滑石、四针状氧化锌晶须、二氧化钛纳米颗粒、二氧化钛、蛭石、硅灰石、木纤维、木粉、硼酸锌、氧化锌、硅酸锆或它们的任何组合。
流体-术语“流体”指的是气体、液体、气体和液体的混合物，或含有分散固体、液滴和/或气泡的气体或液体。术语“气体”和“蒸气”具有相同的含义，有时可以互换使用。在一些实施方案中，控制流化流体在反应器中的停留时间可能是有利的。流化流体的流化停留时间定义为反应器的体积除以在温度和压力的工艺条件下流化流体的体积流量。
流化床反应器-“流化床反应器”这一术语在本领域中具有其传统含义，用于指代包括可容纳颗粒状固体材料(例如二氧化硅颗粒、催化剂颗粒等)的容器的反应器，其中流体(例如气体或液体)以足够高的速度通过颗粒状固体材料，以使固体材料悬浮并使其表现得像流体一样。流化床反应器的实例在D.Kunii和O.Levenspiel,Butterworth-Heinemann，1991年的“Fluidization Engineering”中有所描述，其以引用方式并入本文中。术语“循环流化床反应器”在本领域中也具有其常规含义，用于指代其中颗粒状固体材料从反应器中排出、通过与反应器流体连通的管线循环并再循环回到反应器中的流化床反应器。循环流化床反应器的实例在D.Kunii和O.Levenspiel,Butterworth-Heinemann，1991年的“Fluidization Engineering”中有所描述。
鼓泡流化床反应器和湍流流化床反应器也是本领域技术人员所熟知的。在鼓泡流化床反应器中，用于流化颗粒状固体材料的流体流以足够低的流速运行，使得在运行过程中在流化床体积内可以观察到气泡和空隙。在湍流流化床反应器中，流化流的流速高于鼓泡流化床反应器中的流速，因此在运行过程中在流化床体积内不会观察到气泡和空隙。鼓泡和湍流流化床反应器的实例在Kirk-Othmer Encyclopedia of Chemical Technology(在线版)，第11卷，Hoboken,Hoboken,N.J.:Wiley-Interscience,2001年,第791-825页有所描述，其以引用方式并入本文中。
烯烃-术语“烯烃”或“烯烃化合物”(又名“烯”)在本领域中具有其通常含义，用于指代任何含有一对或多对通过双键连接的碳原子的不饱和烃。烯烃包括环状烯烃和非环状(脂肪族)烯烃，其中双键分别位于形成环状(闭环)或开链基团一部分的碳原子之间。此外，烯烃可以包括任何合适数量的双键(例如，单烯烃、二烯烃、三烯烃等)。烯烃化合物的实例包括但不限于乙烯、丙烯、丙二烯、1-丁烯、2-丁烯、异丁烯(2甲基丙烯)、丁二烯和异戊二烯等。环状烯烃的实例包括环戊烯、环己烯、环庚烯等。甲苯等芳族化合物不被视为烯烃；然而，包含芳族部分的烯烃被视为烯烃，例如丙烯酸苄酯或苯乙烯。
本文使用的“热处理”是将进料混合物加热到适度温度的过程，在此温度下会放出一些污染物(例如HCl、H2S、NH3)并将其排出，并且进料混合物会熔融，从而可以通过过滤去除固体(例如矿物、金属和炭黑)。
按照标准专利术语，“包含”一词的意思是“包括”并且不排除另外的组件。与术语“包含”一起描述的任何发明方面还包括更狭义的实施方案，其中术语“包含”被更狭义的术语“基本上由……组成”或“由……组成”所取代。如本说明书中所用，术语“包括(includes)”或“包括(including)”不应被理解为限制本发明，而是列出示例性组件。
具体实施方式
图1展示了将废塑料转化为烯烃和芳烃的流程示意图。将塑料混合物10引入到任选的进料系统100中，该系统通过例如去除不需要的进料102(例如金属、矿物、粘土、卤化物、污染物(例如Cl、Br或可能毒害催化剂的其他元素等))或将材料定径到所需的尺寸范围，或两者兼有，来准备将塑料混合物引入到工艺中。去除不需要的进料和定径的步骤可以按任何顺序进行，即，可以先进行任何一个步骤，然后再进行另一个步骤。剩余的塑料混合物101可被传送至任选的清洗工序110，其中塑料混合物可被清洗，例如通过使用清洗溶液112进行处理以去除不需要的材料，例如污垢、标签、涂层等，以产生清洗过的塑料混合物111和使用过的溶液113。塑料混合物111被传送至任选的热解反应器120。任选地，可以将包含H2、CO或烯烃或这些物质的某种组合的蒸气相共反应物或再循环流(未示出)直接进料到任选的热解反应器120或催化热解反应器140。在任选的热解反应器120中，混合物可被加热到一定温度，以将塑料分解成包含蒸气、固相和液相的组合的产物混合物。无需分离，将至少一部分粗热解产物混合物121传送至催化反应器140，同时将热解产物混合物的温度至少保持在其离开热解反应器120时的温度。塑料混合物(原始塑料混合物101，或清洗过的塑料混合物111，或热解产物混合物121)被传送至热的催化反应器140，该反应器装有芳构化催化剂，该催化剂可有效将链烷烃或烯烃或两者转化为芳烃，如催化蒸气流141所示。一部分催化剂142被连续地从反应器140中取出，或者可以与产物141分离，或者两者兼有，并且被传送至催化剂再生器150。在催化剂再生器150中，催化剂通过用氧气源(例如空气151)处理而被氧化，热的再生催化剂143被返回到反应器140从而为反应器提供热量，并且燃烧产物气体152被送至再生器烟气净化旋风分离器(未示出)，或被排出，或用于为任选的一个或多个热解反应器或一个或多个催化热解反应器提供热量。催化蒸气流141被传送至固体分离系统160，其中催化剂162从填料163和催化产物流161中分离出来。催化剂162可以返回至反应器140，或者传送至催化剂再生器150，或者被丢弃。填料163可被传送至填料再生器(未示出)，或被丢弃。催化产物流161可以采用本文未示出的常规分离技术，按照分离方案分离成乙烯、丙烯、丁烯、C1-C5链烷烃、苯、甲苯、二甲苯、萘和其他组分。
图2示出了将废塑料转化为烯烃和芳烃的本发明方法的另一个实施方案的示意图。将塑料混合物10引入到任选的进料系统100中，该系统通过例如去除不需要的进料102(例如金属、矿物、粘土、卤化物、污染物(例如Cl、Br或可能毒害催化剂的其他元素等))或将材料定径到所需的尺寸范围，或两者兼有，来准备将塑料混合物引入到工艺中。去除不需要的进料和定径的步骤可以按任何顺序进行，即，可以先进行任何一个步骤，然后再进行另一个步骤。剩余的塑料混合物101被传送至任选的清洗工序110，其中塑料混合物可被清洗，例如通过使用清洗溶液112进行处理以去除不需要的材料，例如污垢、标签、涂层等，以产生清洗过的塑料混合物111和使用过的溶液113。将准备好的塑料混合物111与任选的共反应物122(例如传热介质或吸气剂等)一起传送至热处理反应器115，在其中混合物被加热到中间温度以部分分解塑料，例如分解PVC或PVDC以释放HCl，或分解另一种卤化聚合物以释放HCl、HBr或HI，或释放例如NH3、H2O等蒸气。任选的吹扫气体124例如H2O、N2、Ar、CO2或它们的某种组合被送入热处理反应器115，以帮助去除其中产生的蒸气，这些蒸气通过出口125排出。无论是否有吹扫气体，都可以对蒸气125进行处理，以在释放或转移到水处理之前捕获或中和HCl和有毒物质。蒸气125通常包含至少60％或至少80％的H2O，并且可能包含HCl、卤代碳化合物和其他比熔融聚合物更易挥发的物质。凝聚相126可被传送至任选的热解反应器120，在其中它们被加热以分解成包含固相、液相和气相的组合的产物混合物。当使用任选的热解反应器时，热解产物混合物的温度至少维持在其离开热解反应器120时的温度。当使用任选的热解反应器120时，将塑料进料混合物或原始产物混合物121传送至热的催化反应器140，该反应器装有芳构化催化剂，可有效将链烷烃或烯烃或两者转化为芳烃，如催化蒸气流141所示。一部分催化剂142可被连续地从反应器140中取出，或者可以与产物141分离，或者两者兼有，并且其至少一部分被传送至催化剂再生器150。在催化剂再生器150中，催化剂通过用氧气源(如空气151)处理而被氧化，并且再生的催化剂143被返回到反应器140，而燃烧产物气体152被送至再生器旋风分离器(未示出)，或被排出。任选地，可以将天然气或再循环流送入催化剂再生器150，以将再生催化剂的温度升高至催化热解过程所需的温度。催化蒸气流141被传送至固体分离系统160，其中催化剂162从填料163和催化产物流161中分离出来。催化剂162的至少一部分可以返回至反应器140，或者可传送至催化剂再生器150，或者被丢弃。填料163可被传送至填料再生器(未示出)，其中填料被空气或氧气氧化以产生可用于工艺的热量，或被丢弃。催化产物141可以采用常规分离技术，按照分离方案分离成乙烯、丙烯、丁烯、C1-C5链烷烃、苯、甲苯、二甲苯、萘和其他组分。
图3更详细地展示了固体分离系统160的示意图。含有夹带催化剂和填料的催化蒸气流141被送至一个或多个分级(低效率)旋风分离器170，在其中含有少量填料颗粒的催化剂162被分离并送至催化剂再生150，或送至催化热解反应器140，或被丢弃，或这些的某种组合。从分级器170排出的蒸气流171夹带了大部分填料，除了一些细粒外，几乎不含任何催化剂。蒸气流171被送至一系列(N个单元)高效率多旋风分离器180，其中填料182被分离并任选地送至填料再生器190，在其中它们与空气一起燃烧从而为工艺提供热量，或者被丢弃。再生的填料191被丢弃。大部分填料已被去除的产物流181被送去分离和产物收集；其所含固体的浓度未超过排放到大气中的夹带颗粒的允许限度。
本发明的固体分离系统提供了一种将填料与催化剂分离的方法，其中填料的切割尺寸或粒度小于流化床催化剂的切割尺寸或粒度。来自催化热解的包含催化剂颗粒和填料的蒸气流出物通过第一旋风分离器以分离第一底部物质部分和第一溢流部分。第一旋风分离器的底部物质部分中的催化剂与填料的质量比大于催化热解反应器的流出物中的催化剂与填料的质量比，即其富含催化剂。第一旋风分离器的溢流部分被传送至第二旋风分离器，以分离第二底部物质部分和第二溢流部分，所述第二旋风分离器对催化剂颗粒的分离效率大于第一分离效率。第二旋风分离器的底部物质部分中的催化剂与填料的质量比小于催化热解反应器的流出物中的催化剂与填料的质量比，即其富含填料。可以认识到，第一旋风分离器可以包括一个以上的旋风分离器，并且第二旋风分离器可以包括一个以上的旋风分离器。
来自催化剂再生器或填料再生器的废气可以通过一个或多个旋风分离器以去除其中的颗粒物。任选地，当来自催化剂再生器的废气含有需要回收的催化剂颗粒时，来自催化剂再生器的废气可经过一系列旋风分离器，包括分级旋风分离器和一个或多个净化旋风分离器。从分级旋风分离器中回收的催化剂颗粒可返回到催化热解反应器。从净化阶段回收的较小颗粒可以被丢弃。
可燃气体(例如甲烷、乙烷、丙烷、丁烷、CO和H2)可任选地从蒸气流125中回收，或者从流化床反应器中的催化热解产生的气体中回收，或者从产物流141中回收。可燃气体可以为该工艺提供热量。催化热解过程反应器140或任选的热解反应器120或两者所需的热量可至少部分地由热的再生催化剂143提供。反应器115或120中的热量也可由压力/摩擦和/或其他热源(例如电阻加热或感应加热)提供。
在一些实施方案中，例如当使用再循环的聚合物材料时，在将进料组合物送入反应器之前，可以任选地从进料组合物中去除杂质，例如通过任选的分离步骤，如图1或图2中的100。在一些情况下，分离步骤可以包括机械分离、沉浮分离、空气淘析或其他已知的分离过程，优选采用自动化模式。在将固体聚合物进料组合物传送至热处理反应器或热解反应器之前，可以在作为100的一部分的粒度减小系统中减小其粒度。在一些实施方案中，从粒度减小系统排出的粒度已减小的进料组合物的平均直径可以占进料到粒度减小系统的进料组合物的质量平均直径的不超过50％、不超过25％、不超过10％、不超过5％或不超过2％。进料混合物可包含塑料混合物，其中至少85质量％，或至少90质量％，或至少95质量％的颗粒穿过0.25英寸(0.6cm)，或0.5英寸(1.2cm)，或1.0英寸(2.5cm)，或1.5英寸(3.7cm)，或2英寸(5.0cm)，或4英寸(10.0cm)筛。平均直径(尺寸)可以通过筛网(筛)筛分来确定。大颗粒进料可能比小颗粒进料更易于运输且加工难度更低。另一方面，在某些情况下，将小颗粒进料到反应器中可能更有利。粒度减小系统的使用允许在源与工艺之间输送大颗粒进料，同时使小颗粒能够进料到反应器。
适用于本发明的进料可以包括所有类型的聚合物材料，包括聚乙烯(PE)、聚丙烯(PP)、聚乙炔、聚丁烯、聚烯烃、聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)、聚对苯二甲酸丁二醇酯、聚酯、共聚酯、聚碳酸酯、聚氨酯、聚酰胺、聚苯乙烯(PS)、聚缩醛、环氧树脂、聚氰脲酸酯、聚丙烯酸、聚脲、乙烯基酯、聚丙烯腈、聚酰胺、聚氨酯、聚醚、聚碳酸酯、聚(氧化物)、聚(硫化物)、聚芳酯、聚醚酮、聚醚酰亚胺、聚砜、聚氨酯、聚乙烯醇、聚氯乙烯(PVC)、聚二氯乙烯(PVDC)、聚醋酸乙烯酯、尼龙、乙烯-丙烯和丙烯腈-丁二烯-苯乙烯(ABS)等共聚物、丁腈橡胶、天然和合成橡胶、轮胎、苯乙烯-丁二烯、苯乙烯-丙烯腈、苯乙烯-异戊二烯、苯乙烯-马来酸酐、乙烯-醋酸乙烯酯、尼龙12/6/66、填充聚合物、聚合物复合材料、塑料合金、其它聚合物材料以及溶解在溶剂中的聚合物或塑料，无论是从聚合物或塑料制造过程中获得的废料或丢弃材料、消费后回收的聚合物材料、从废物流如城市固体废物中分离出的材料以及通过单体(例如二烯、烯烃、苯乙烯、丙烯酸酯、丙烯腈、甲基丙烯酸酯、甲基丙烯腈、二酸和二醇、内酯、二酸和二胺、内酰胺、乙烯基酯)聚合产生的聚合物、它们的嵌段共聚物以及它们的合金；热固性聚合物，例如环氧树脂；酚醛树脂；三聚氰胺树脂；醇酸树脂；乙烯基酯树脂；不饱和聚酯树脂；交联聚氨酯；聚异氰脲酸酯；交联弹性体，包括但不限于聚异戊二烯、聚丁二烯、苯乙烯-丁二烯、苯乙烯-异戊二烯或这些弹性体的某种组合。本发明包括这些材料的子组合(根据需要或从特定位置可得)；本发明可被描述为包括这些材料中的一种或任何组合。
在任何方法中，热处理反应器115或热解反应器120或者其中的多个反应器都可以是移动床反应器，其中进料通过机械手段、重力手段或同时通过机械和重力手段沿着反应器的长度被推动。适用于热处理反应器115或热解反应器120的反应器的典型实例包括1螺杆挤出机、2螺杆挤出机、螺旋反应器、静态混合器反应器、回转窑反应器或阶梯式炉排反应器。在任一实施方案中，热解反应器可具有多个加热区，且后面的区的温度依次升高。在一些实施方案中，热处理反应器或热解反应器在反应器中材料的温度低于300℃或介于250℃和300℃之间的区域配备有气体出口，以允许从反应器中去除在低温下产生的产物，例如蒸气、HCl、NH3或其他材料。可在热解反应器内气体出口的紧邻下游安装一个分离网，以至少部分地防止低温下放出的气体与熔融材料和固体材料一起进入反应器的较热部分。可在排气口和任选的筛网的紧邻下游安装一个气体入口，用于引入热惰性气体或循环气体，例如包含CH4、H2、CO、CO2和C2-C4链烷烃或烯烃中的任一种或其混合物的气体。
任选地，可以将捕获或去除不需要的组分的固体共反应物122(例如CaO、MgO、水滑石、活性炭或沸石或这些物质的某种组合)送入热处理反应器115，并通过筛网过滤从其中分离。
当螺旋反应器用于热处理或热解时，这些螺旋反应器可以包括螺旋钻，这些螺旋钻任选地在螺旋钻的不同部分具有不同的螺距尺寸，以调节从反应器入口到出口的凝聚相的速度。为了控制蒸气和凝聚相的流速，螺旋片厚度和轴直径也可以沿着螺旋钻的长度变化。带有桨叶、切口或折叠螺旋片的螺旋钻也被认为属于本发明的范围。
回转窑反应器可用于热处理或热解，窑筒体上可安装升降器，例如附接于筒壁的螺旋升降器或从筒壁延伸的板状升降器、折叠升降器或分段升降器。回转窑反应器还可以根据窑内凝聚相所需的停留时间和流速，朝窑的出口端向上或向下倾斜，从而利用重力来控制凝聚相的停留时间。回转窑反应器的旋转速率可以根据需要进行调节，例如根据进料混合物和所添加的共反应物的性质在每分钟20转至每分钟0.2转之间进行调节，以提供充分的混合和高热传递。回转窑反应器可以通过燃烧从产物分离中回收的CH4、C2-C4链烷烃、H2、CO等工艺废气或天然气或通过电从外部加热。
在本发明的任一方面中，任选的热解反应器内的温度分布可在进料入口附近的较低温度至一个或多个出口处的较高温度的范围内。在入口处或入口附近，温度范围可以为20℃至225℃，例如20至100℃，或20至50℃，并且在高温出口处的温度范围可以为300℃至700℃，例如325至650℃，或350至600℃。固体共反应物可以被送入热处理反应器，并且固体共反应物材料可任选地被转移到燃烧再生器，在其中碳质材料与空气发生反应，并且至少一部分热的固体共反应物材料返回到热处理反应器。从固体共反应物材料再生器排出的热烟气被传送至催化剂加热器以加热用于催化热解反应器的催化剂。
在离开热处理反应器115之后，粗产物优选不接触任何可能使产物冷凝的冷表面，并且表面优选维持在至少300℃、至少325℃或至少350℃或在离开反应器115的温度的25℃或50℃以内的温度。优选地，在任一实施方案中，混合物的温度维持在比热处理反应器出口端处的混合物的温度高至少2℃，或至少3℃，或至少5℃，或至少10℃的温度。
在本发明的任一方面中，催化反应器140可以是流化床反应器；其中催化剂是固体催化剂，并且催化热解步骤包括在流化床反应器中在固体催化剂的存在下进行热解以产生流体产物流141和含有焦炭的废催化剂142；并且其中将含有焦炭的废催化剂的至少一部分转移到再生器150中，在其中焦炭与氧气或空气发生反应以形成热的再生催化剂，并且将热的再生催化剂的至少一部分143返回到流化床反应器，其中来自热的再生催化剂的热量为催化热解步骤提供能量。
从催化热解反应器排出的蒸气通过包含一系列旋风分离器的固体分离系统，将夹带的固体分离成较大粒度部分和较小粒度部分。在任一种方法中，固体分离系统包括一系列的一个或多个旋风分离器和一个或多个多旋风分离器。系列中的第一个旋风分离器通常是效率相对较低的分级旋风分离器，其可对较小颗粒和较大颗粒进行粗略分离。
旋风分离器的典型设计和安装目的是为了尽可能高效地从气流中分离固体，例如从烟气中去除灰尘。旋风分离器的总分离效率定义为旋风分离器底部的固体质量流速与旋风分离器入口处的固体质量流速之比，效率为1表示没有固体随气体在旋风分离器顶部排出，效率为0.99表示0.01的固体随气体在旋风分离器顶部排出，等等。因此，对于进入旋风分离器的双峰分布固体流，其固体质量流速为m总，较小直径颗粒和较大直径颗粒的质量分数分别为x小和x大，典型的旋风分离器设计标准将目标设定为最大可能的效率，即，从旋风分离器底部排出的固体流速应尽可能接近(x小+x大)·m总的量。在所提出的应用中，从旋风分离器底部排出的目标固体流速为(x大)·min，这允许(x小)·m总的固体流速从旋风分离器顶部排出，从而有效地设计旋风分离器以降低对颗粒进行分级的效率。具体而言，目标效率总是会低于相当于固体进料中较小直径颗粒的质量分数的量(典型旋风分离器设计的本应用中的目标效率为)。因此，使用“低效率”一词来描述第一级旋风分离器。参考图5，对于产物蒸气固体分离系统或再生器烟气固体分离系统或两者，在分级旋风分离器内，涡流直径(De)与圆筒直径(D)的比率可以是0.2，或0.3，或0.4，或0.5，或0.6，或0.7，或在0.1至0.8，或0.3至0.7，或0.4至0.6，或0.45至0.55，或0.49至0.51的范围内。涡流长度(S)与圆筒长度(hb)的比率可以是0.5，或0.6，或0.7，或0.8，或0.9，或在0.3至0.95，或0.5至0.95，或0.8至0.95，或0.85至0.95的范围内。底流直径(B)与涡流直径(De)的比率可以是0.02，或0.1，或0.15，或0.2，或0.25，或0.3，或0.5，或1.0，或1.25，或在0.2至1.25，或0.02至0.5，或0.1至0.3，或0.15至0.25的范围内。入口高度与入口宽度的比率可以是0.75、1，或1.5，或2，或2.4，或3，或4，或5，或可以在0.75至5，或1.5至4，或2至3，或2.2至2.6的范围内。涡旋长度(S)与总高度(H)的比率可以是0.1，或0.2，或0.3，或0.36，或0.4，或0.5，或0.6，或0.8，或在0.1至0.8，或0.2至0.6，或0.3至0.4，或0.34至0.38的范围内。低效率分级旋风分离器入口处的气体流速为大于5，或大于10，或大于15，或5至40，或10至30，或15至25米/秒。
任选地，可以通过使蒸气、氮气、CO、CO2、CH4、He或这些气体的某种组合的流或来自产物气体的再循环流通过从催化反应器中去除的催化剂或在固体分离系统中回收的催化剂或两者来去除这些催化剂颗粒中的挥发性物质。可以将包含蒸气和有机材料的所得蒸气流冷凝，分离有机相和水相，可以将液体有机相送去产物回收，将水相送去废水回收。去除挥发性有机化合物后的催化剂可被送至催化剂再生器，或返回至催化反应器，或被丢弃，或采用上述几种方式的某种组合。
分离的后期阶段涉及多旋风分离器。多旋风分离器(multiclones/multicyclones)由多个并联的小直径管组成，每个管都像一个小型旋风分离器一样工作。这种配置将小直径的高效率与处理大量气体的能力结合在一起。在每个小直径的管中，气体流速都比在大直径的管中高，因此分离效率更高。多旋风分离器通常会产生比同等容量的单旋风分离器更大的压力降。图6显示了可用于本发明方法的多旋风分离器(https:// www.babcock.com/home/products/multiclone-dust-collectors/)的示意图。多旋风分离器反应器被广泛用于降低许多生物质锅炉、水泥窑和石灰窑的排放水平。它们的工作原理是保持下游设备(如分流器、风扇、洗涤器和沉淀器)以最少的能量输入可靠地运行。它们作为一系列的多个高效率旋风分离器运行，这些旋风分离器使用共同的进气室和出气室以并联方式工作。工艺蒸气流进入进气室，并被分配到许多可容纳旋流发生器的小型、高效、小直径的旋风分离器中。多个较小的旋风分离器的不同高度设计旨在提供相同的压力降和相同的流速。颗粒物被释放到共同的固体出口室中，而蒸气则从该装置中排出。这些旋风分离器在气流流经系统时将大部分颗粒从气流中分离出来，可用于直径小至5微米的颗粒。
参考图5，对于多旋风分离器内的多个小直径旋风分离器中的每一个，涡流直径(De)与圆筒直径(D)的比率可以是0.2，或0.3，或0.4，或0.5，或0.6，或0.7，或在0.1至0.8，或0.3到0.7，或0.4到0.6，或0.45到0.55，或0.49到0.51的范围内。涡流长度(S)与圆筒长度(hb)的比率可以是0.5，或0.6，或0.7，或0.8，或0.9，或在0.3至0.95，或0.5至0.95，或0.8至0.95，或0.85至0.95的范围内。底流直径(B)与涡流直径(De)的比率可以是0.02，或0.1，或0.15，或0.2，或0.25，或0.3，或0.5，或1.0，或1.25，或在0.02至1.25，或0.02至0.5，或0.1至0.3，或0.15至0.25的范围内。涡旋长度(S)与总高度(H)的比率可以是0.1，或0.2，或0.3，或0.36，或0.4，或0.5，或0.6，或0.8，或在0.1至0.8，或0.2至0.6，或0.3至0.4，或0.34至0.38的范围内。任何一个多旋风分离器内的小旋风分离器的数量可以是4、9、16、25、36、49或64，或4至64，或9至49，或16至36个旋风分离器。回收旋风分离器入口处的气体流速可以为不超过25，或不超过20，或不超过15，或3至20，或5至15，或6至12米/秒。
在催化剂和填料的分离中，分离出的较大粒度的夹带固体的至少一部分可以被传送至催化剂再生器，或至少一部分可以返回至催化热解反应器，或者被丢弃，或者是这些方式的某种组合。分离出的较小颗粒固体可以被传送至单独的再生器或固体废物处理装置。已去除固体的产物蒸气流在每立方米产物蒸气中含有不超过150，或300或500mg的固体。
任选地，可以通过使蒸气、氮气、CO、CO2、CH4、He或这些气体的某种组合的流或来自产物气体的再循环流通过固体分离系统中回收的较小的固体颗粒来去除这些较小固体颗粒中的挥发性物质。可以将包含蒸气和有机材料的所得蒸气流冷凝，可以将液体有机相送去产物回收，将水相送去废水回收。已去除挥发性有机化合物的固体颗粒可被送至填料再生器，或被丢弃，或两者结合。在任何方法中，催化热解步骤可以包括在流化床催化剂的存在下进行热解。催化热解反应器可以包括流化床、循环床、鼓泡床、湍流床或提升管反应器，其操作温度范围为300℃至800℃，或350℃至750℃，或400℃至700℃，或450℃至650℃，或500℃至600℃。催化热解中蒸气的停留时间可以为1秒至480秒，或1秒至240秒，或2秒至60秒，或3秒至30秒，或4秒至15秒。催化热解反应器的压力可以为至少0.1MPa(1巴)，或至少0.3Mpa(3巴)，或至少0.4Mpa(4巴)，或0.1至2.0Mpa(1至20巴)，或0.1至1.0Mpa(1至10巴)，或0.3至0.8Mpa(3至8巴)，优选0.4至0.6Mpa(4至6巴)，压力均为绝对压力。
流化床催化反应器的设计和条件可以是传统已知的设计和条件。启动时可能需要流化气体；在稳态运行期间，来自该工艺的循环气体可用作流化气体的组成部分。流化气体可以包括H2、CO、CO2、H2O、C1-C4链烷烃或烯烃或两者、N2、Ar、He或再循环流，或它们的某种组合。
对于催化热解，有用的催化剂包括具有根据孔径(例如，介孔和通常与沸石相关的孔径)选择的内部孔隙率的催化剂，例如，平均孔径小于10nm、小于5nm、小于2nm、小于1nm、小于0.5nm或更小。在一些实施方案中，可以使用平均孔径为0.5至10nm的催化剂。在一些实施方案中，可以使用平均孔径在0.5至0.65nm之间或0.59至0.63nm之间的催化剂。在某些情况下，可以使用平均孔径在0.7至0.8nm之间或0.72至0.78nm之间的催化剂。
本发明的催化热解流化床反应器中特别有利的催化剂组合物包括结晶分子筛，其特征在于SAR(二氧化硅/氧化铝比率，SiO2:Al2O3质量比)为大于12，或12至240，并且CI(约束指数)为1至12。这些结晶分子筛的非限制性实例是具有以下结构的分子筛：ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-22、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-48、ZSM-50或它们的组合。作为一种实施方式，催化剂组合物包含结晶分子筛，其特征在于SAR大于12至240且CI为5至10，例如具有ZSM-5、ZSM-11、ZSM-22、ZSM-23结构的分子筛或其组合。确定CI的方法更详细地描述于美国专利号4,029,716中，该方法的细节通过引用并入本文。
用于本文的分子筛或包含该分子筛的催化剂组合物可以在高温下进行热处理。这种热处理通常是通过在至少370℃的温度下加热至少1分钟并且通常不超过20小时来进行的(通常在含氧气氛中，最好是空气中)。虽然可以采用亚大气压进行热处理，但是为了方便起见，最好采用大气压。热处理可在高达约925℃的温度下进行。经过热处理的产物在本工艺中特别有用。
对于用于本发明的催化剂组合物，可以将合适的分子筛与载体或粘合剂材料(例如多孔无机氧化物载体或粘土粘合剂)组合使用。此类粘合剂材料的非限制性实例包括氧化铝、氧化锆、二氧化硅、氧化镁、氧化钍、二氧化钛、氧化硼及其组合，通常为干燥无机氧化物凝胶和胶状沉淀物的形式。合适的粘土材料包括例如膨润土、硅藻土及其组合。合适的结晶分子筛在整个催化剂组合物中的相对比例可能变化很大，分子筛含量范围为组合物重量的30至90％，通常在组合物重量的40至70％范围内。催化剂组合物可以是挤出物、珠子或可流化微球的形式。
分子筛或包含它的催化剂组合物可以按照本领域公知的技术，至少部分地通过与氢，或氢前体阳离子，或元素周期表第VIII族的非贵金属离子(即镍、铁或钴，或锌，或镓，或它们的组合)进行离子交换来替换原始阳离子。
在来自催化热解的催化剂的再生过程中，焦炭、木炭和其他材料在催化剂再生器中氧化产生热量，用于该工艺或转化为电能输出。在一组实施方案中，氧化剂通过如图1所示的流151被送入再生器。氧化剂可以来自任何来源，包括例如氧气罐、大气、蒸气等。在再生器中，催化剂与氧化剂发生反应并产生热量，从而使催化剂重新活化。包含失活催化剂的固体混合物可能包含残留的碳和/或焦炭以及来自该过程的焦炭或炭，它们可以通过与再生器中的氧化剂反应而被去除。催化热解过程中产生的一部分气态产物可被进料到催化剂再生器中与固体物质一起燃烧。可以首先将气态产物分离成富烯烃流和贫烯烃流，并且可以将贫烯烃流的至少一部分进料到催化剂再生器。图1中的再生器包括排气流152，其可能包括再生反应产物、残留氧化剂等。
在任一种方法中，从催化剂再生器排出的蒸气通过包含一系列旋风分离器的固体分离系统将夹带的固体分离成较大粒度部分和较小粒度部分。分离出的较大粒度的夹带固体可以被传送至催化热解反应器，或被丢弃，或两者结合。分离出的较小颗粒固体可被传送至单独的再生器或固体废物处理装置。来自催化剂再生器的烟气(已去除固体)每立方米产物蒸气的固体含量不得超过12，或35，或50或150μg，这是24小时或一年的平均值。
再生器分离系统。
在催化剂再生器或填料再生器或两者中产生的燃烧产物气体(烟气)可传送至与针对产物蒸气流描述的固体分离系统类似的固体分离系统，既可以传送到单独的多个固体分离系统，也可以将来自催化剂再生器和填料再生器的烟气组合后送入一个共用的固体分离系统。用于从烟气流中去除颗粒物的固体分离系统可以包括一系列旋风分离器，其中有任选的分级旋风分离器，随后是一个或多个高效率多旋风分离器。来自催化剂再生器的烟气(已去除固体)每立方米产物蒸气的固体含量不得超过12，或35，或50或150μg，这是24小时或一年的平均值。
参考图5，对于烟气固体分离系统，分级旋风分离器(任选)和回收旋风分离器(多旋风分离器)的尺寸可以遵循与上述产物蒸气净化固体分离系统相同的长度比，尽管旋风分离器的绝对尺寸可能不同。任选的低效率分级旋风分离器入口处的气体流速为大于5，或大于10，或大于15，或5至40，或10至30，或15至25米/秒。高效率回收旋风分离器入口处的气体流速为不超过25，或不超过20，或不超过15，或7至20，或5至15，或6至12米/秒。
在本发明的方法中，至少一部分固体材料123可以从热处理反应器115中去除并且可以作为任选的共反应物122的一部分再循环到热处理反应器115的进料中。任选的共反应物122可以包括与硫或氮化合物反应以将硫或氮物质捕获在固相中的固体材料。任选的共反应物122中的固体材料可以包括一种或多种从以下选择的材料：农用石灰、氧化钙、氢氧化钙、氧化镁、氢氧化镁、石灰石、或水滑石、活性炭、或沸石，或它们的某种组合。
可以连接多个塑料升级装置，以在枢纽辐射系统中为单个产物分离和净化设施供料。用于废塑料升级的系统包括任选的第一个热解反应器和催化流化床反应器，它们共同形成“枢纽辐射”网络的一个辐条，用于生产精制的化学中间体，例如苯、甲苯、二甲苯、对二甲苯、间二甲苯、邻二甲苯、BTX(苯、甲苯和二甲苯的混合物)、C6-C20链烷烃和烯烃、乙烯、丙烯、萘或其他物质，或这些的某种组合，其中多个塑料升级站点(辐条)中的每一个都生产凝聚相产物，这些产物被送往中央处理设施(枢纽)以分离和净化成产物流。为单个中央分离和净化设施供料的网络中塑料升级设施的数量可以是至少2，或至少3，或至少5，或至少7，或至少10，或至少15，或2至20，或3至10，或5至10个塑料升级设施。塑料升级设施中制备的、并被引入中央分离和净化设施的总的粗产物混合物可以为每天至少20，或至少50，或至少100，或至少150，或至少200公吨，或每天20至500，或30至200，或50至150公吨粗产物混合物。
本发明还包括一种用于塑料升级的系统，其中塑料首先在热解反应器中进行热解，每个热解反应器可包括“枢纽辐射”网络中的一个“辐条”，用于生产精制化学中间体，例如苯、甲苯、二甲苯、对二甲苯、间二甲苯、邻二甲苯、BTX(苯、甲苯和二甲苯的混合物)、C6-C20链烷烃和烯烃、乙烯、丙烯、萘或其他物质，或这些的某种组合，其中多个塑料升级站点(辐条)中的每一个都生产凝聚相产物，这些产物被送往包括一个中央流化床催化工艺装置(Plas TCatTM)的中央处理设施(枢纽)以分离和净化成产物流。在该系统的一些实施方案中，为单个中央催化升级、分离和净化设施供料的网络中塑料热解设施的数量可以是至少2，或至少3，或至少5，或至少7，或至少10，或至少15，或2至20，或3至10，或5至10个塑料热解设施。塑料热解设施中制备的、并被引入中央催化升级、分离和净化设施的总的粗产物混合物可以为每天至少20，或至少50，或至少100，或至少150，或至少200公吨，或每天20至500，或30至200，或50至150公吨粗产物混合物。
实施例
实施例1
计算了在每天处理500吨含有5重量％填料的混合塑料以产生有用产物的系统中，从催化反应器的产物流出物中分离和去除填料所需的旋风分离器数量。假设填料的质量约95％来自尺寸小于20微米的颗粒，而催化剂的质量约95％来自尺寸大于65微米的颗粒。图4显示了进料中的填料、催化剂以及填料和催化剂总和(“旋风分离器流入物”)的粒度分布。假设塑料混合物在流化床催化反应器中进行催化热解，产生5.2kg/s的产物蒸气流，其中夹带的固体包括1.2kg/s的催化剂颗粒和0.29kg/s的填料颗粒。假定10％的进料混合物会产生沉积在催化剂上的焦炭和吸附在催化剂孔隙中的物质，该催化剂被送去催化剂再生。假设催化剂颗粒的密度为1300kg/m3，假设填料颗粒的密度为2700kg/m3。500℃时蒸气流的气体密度为1.65kg/m3。
为分离和去除固体而设计的固体分离系统包括28个旋风分离器：一个分级器(低效率旋风分离器)和三级净化多旋风分离器器，每级包含9个内部旋风分离器。表3总结了针对图5和图6中参数的旋风分离器的尺寸及其性能。表4总结了表3中固体分离系统的每级旋风分离器产生的物质的质量。表5总结了进料到每级的各物质分离成底部物质和顶部物质的分数。表6示出了进入催化反应器的物质的去向。
计算表明，大部分催化剂在第一个分级旋风分离器中分离出来，剩余物在第二级被分离出来。第一个旋风分离器设计目标为降低效率至80.5％，这可以完全去除进入旋风分离器的气体中占固体含量19.4％的填料，在优化旋风分离器尺寸后，计算出效率为80.9％。随后，第二、第三和第四级分离的设计目标为总体效率99.6％，这使得气体中的填料含量降低到所需的4公斤/小时的规格，对应于可进入下游处理单元的固体限值。所需的分离效果大部分(94.2％)是在第二级旋风分离器中实现的，而第三级和第四级完成分离并达到目标，第三级和第四级循环的效率分别为77.4％和74.4％，这主要是由于所需的分离规格低且进入这些级的气体中的固体含量低，第二、第三和第四级的这些效率是使用所采用的计算方法可实现的最高可能效率。分级后的3级净化产生含有4公斤/小时填料颗粒的气流，适合引入分流器。
表3.实施例1中用于图5和图6中项目的旋风分离器的参数。
表4.实施例1的固体分离系统中固体的流速。
表5.实施例1中各部分分离流中发现的进料的分数。
表6.送入催化热解反应器的物料去向。
实施例2
计算了在每天处理500公吨含有5重量％填料的混合塑料以产生有用产物的塑料化学品再循环系统中，从催化剂再生器的烟气流出物中分离和去除填料所需的旋风分离器数量。假设填料的质量约95％来自尺寸小于20微米的颗粒，而催化剂的质量约95％来自尺寸大于65微米的颗粒。图7显示了实验确定的再生器排出的固体(包括填料和催化剂)的粒度分布。需分离的固体包括密度为1300kg/m3的催化剂颗粒和密度为2700kg/m3的填料颗粒。固体的流速为105kg/s，气体的流速为10.14g/s。500℃时蒸气流的气体密度为1.8kg/m3。
为分离和去除固体而设计的固体分离系统包括76个旋风分离器：一个分级器(低效率旋风分离器)和三级串联的多旋风分离器，每级包含25个内部旋风分离器。表7总结了针对图5和图6中项目的旋风分离器的尺寸及其性能。表8总结了表5中固体分离系统的每级旋风分离器产生的物质的质量。表9总结了进料到每级的各物质分离成底部物质和顶部物质的分数。表10示出了进入催化剂再生器的物质的去向。
计算表明，所有催化剂在第一个分级旋风分离器中被分离出来。第一个旋风分离器设计目标为降低效率至99.7％，这可以完全去除进入旋风分离器的气体中占固体含量19.4％的填料。第一级旋风分离器显示出填料与催化剂的完全分级，所有催化剂从旋风分离器底部回收，97.25％的填料随气相一起通过。第二、第三和第四级分离的设计目标为总体效率99.6％，这使得气体中的填料含量降低到所需的4公斤/小时的规格，对应于可进入下游处理单元的固体限值。所需的分离效果大部分(94.8％)是在第二级旋风分离器中实现的，而第三级和第四级完成分离并达到目标，第三级和第四级循环的效率分别为76.5％和69.7％，这主要是由于所需的分离规格低且进入这些级的气体中的固体含量低，第二、第三和第四级的这些效率是使用所采用的计算方法可实现的最高可能效率。分级旋风分离器后的三级净化，每级都有一个包含25个旋风分离器的多旋风分离器，最终得到的烟气流包含3公斤/小时的填料颗粒，可以排放到空气中。
表7.实施例2中用于图5和图6中项目的旋风分离器的参数。
表8.实施例2中催化剂再生器的固体分离系统中固体的质量流量。
表9.实施例2中各部分分离流中发现的进料的分数。
表10.实施例2中进料的去向。
实施例3
建造了一个用于升级废塑料或其他材料的小型中试装置，该装置配备了一个催化剂鼓泡流化床、一个用于去除和回收催化剂上沉积物的汽提器、一个用于再生催化剂的再生器和一个用于将催化剂与填料分离的固体分离系统。工艺参数如表11所示。
表11.实施例3的工艺参数。
参数 值
床高(m) 1.7
催化剂循环率(公斤/小时) 180
流化气速度(m/s) 0.18
平均塑料进料速率(公斤/小时) 8.3
WHSV(克进料/克催化剂h) 0.193
反应器温度(℃) 550
反应器压力(巴) 4
旋风分离器#1温度(℃) 438
图8显示了中试装置内固体流动的示意图，其中包括流化床反应器140、汽提器145、催化剂再生器150和固体分离系统160。将塑料10送入催化流化床反应器，连续取出催化剂142，用N2汽提，得到汽提催化剂147，汽提催化剂147在再生器150中再生，再生催化剂143返回反应器。将流体产物流141传送至固体分离系统160，该系统包括串联的2个固体分离旋风分离器，来自两个旋风分离器的较大颗粒被返回至反应器，并且来自第一个旋风分离器的蒸气流被传送至第二个旋风分离器。旋风分离器将较大颗粒(大部分是催化剂)162与蒸气产物流163中的较小颗粒分离；较大颗粒被返回到催化流化床反应器。表12总结了图5中设计的旋风分离器的尺寸。
表12.实施例3中使用的旋风分离器的尺寸。
表13.实施例3的旋风分离器的旋风分离器特性参数。
参数 值
De/D 0.343
S/hb 0.4375
B/De 1
a/b 0.85
S/H 0.11
催化反应器中装有催化剂，通过加热反应器和再生器使装置达到运行状态，并用惰性气体(N2)建立流动。使反应器在无进料的情况下运行24小时以达到稳定状态。在运行24小时后开始送入塑料，使用含有填料的塑料进料将反应器运行5.5小时。在塑料进料3.5小时后采集样品。在塑料进料5.5小时后，反应器在没有任何进料的情况下运行42小时，但在保温条件下保持热态。
在71.5TOS标记处重新开始进料含塑料的填料，并持续5.5小时。在75.5TOS标记处提取样品，此时系统已总共进料塑料9.5小时。
在此过程中，从不同位置采集了几个PSD样品。样品SP1(立管1)取自反应器和汽提器之间的立管，SP2取自汽提器和再生器之间的立管，SP3取自再生器和反应器之间的立管，如图8所示。
使用Mastersizer 3000(制造商Malvern Panalytical)将材料分散到去离子水中并测量粒度(体积密度)来确定粒度分布(PSD)。
在图9中，再生催化剂样品的PSD被确定为单峰型，在运行24、27.5和75.5小时时具有相似的分布。在粒度为105–110μm时测得最大体积密度。在运行初期(TOS24小时)，PSD较宽。随着TOS的推进，分布变窄，因为较大的颗粒被磨碎，而较小的颗粒被固体分离系统中的2个旋风分离器夹带并从产物蒸气中去除。
图10显示，立管1中未汽提催化剂的PSD情况为单峰型，并且在运行过程中始终在粒度105–110μm处测得最大体积密度。与之前一样，较早TOS时的PSD较宽，而随着TOS的增加，分布变得略窄。类似地，图11显示了汽提过的催化剂在3个不同运行时间点的PSD情况，早期的分布比后期的分布更宽。
图12显示了在以6.5公斤/小时的速率进料塑料3.5小时后，在TOS27.5小时立管1(未汽提)、立管2(已汽提)和立管3(再生)的样品的PSD。较高的峰来自再生的催化剂，而较低的峰显示相互重叠的另外两个PSD。人们认为，略宽的PSD可能是由于催化剂上积累了几个百分点的焦炭，而这些焦炭在再生器中被烧掉所导致的。
为了了解分离系统的分级，对固体分离系统下游急冷过程中捕获的固体样品进行了煅烧和评估。测量了灰分的PSD，并将其与流化床中的催化剂的PSD一起显示在图13中。在固体分离系统中分离出的灰分具有约80质量％的小于50微米的颗粒，而催化剂床具有小于1质量％的小于50微米的颗粒。由此可见，这两种旋风分离器均能高效地将颗粒按粒度分为小于80微米的颗粒和大于80微米的颗粒。
实施例4
采用计算颗粒流体动力学(CPFD)建模计算了在每天将500吨含有5重量％填料的混合塑料处理成有用产物的系统中，从催化反应器的产物流出物中分离和去除填料所需的旋风分离器数量。假设填料的质量约95％来自尺寸小于20微米的颗粒，而催化剂的质量约95％来自尺寸大于65微米的颗粒。图4显示了进料中的填料、催化剂以及填料和催化剂总和(“旋风分离器流入物”)的粒度分布。假设塑料混合物在流化床催化反应器中进行催化热解，产生5.2kg/s的产物蒸气流，其中夹带的固体包括1.2kg/s的催化剂颗粒和0.29kg/s的填料颗粒。假设10％的进料混合物以焦炭或吸附在催化剂孔隙中的物质的形式沉积在催化剂上。假设催化剂颗粒的密度为1300kg/m3，假设填料颗粒的密度为2700kg/m3。500℃时蒸气流的气体密度为1.65kg/m3。
CPFD模型包括初级分级(低效率)旋风分离器，其设计用于将填料与催化剂材料分离。旋风分离器的尺寸总结在表14中。对反应器入口流化速度和进入反应器的填料量在不同条件下进行了模拟，结果总结在表15中。在所有情况下，所提出的分级器设计都能够从产物蒸气中去除填料，去除的填料比例范围为72-91％，同时基本上100％的催化剂被回收并返回到反应器。
该实施例表明，分级旋风分离器可以有效地将填料从产物蒸气中分离出来，而不会损失用于再循环到反应器的催化剂。
表14.分级旋风分离器的CFD评估参数。
参数 符号 单位 尺寸
每级旋风分离器数量 1
圆筒直径 D mm 1350
涡流直径 De mm 675
入口宽度 b mm 337
圆筒长度 hb mm 1350
涡流长度 S mm 1215
总高度 H mm 3375
底流直径 B mm 135
入口高度 a mm 810
表15.旋风分离器性能的CFD评估结果。

Claims (82)

1.一种用于生产烯烃和芳烃的方法，包括：
将包含塑料的流(其中至少一种塑料含有填料)送入包含催化剂的流化床反应器；
其中所述填料的切割尺寸或粒度小于所述流化床催化剂的切割尺寸或粒度；
使所述进料与所述催化剂在所述流化床反应器中发生催化反应，形成包含第一质量比的催化剂与填料的产物混合物；
从所述产物混合物中回收蒸气流出物，其中所述蒸气流出物包括催化剂颗粒和填料；
使所述蒸气流出物通过固体分离系统，包括使所述蒸气流出物进入第一旋风分离器并分离第一底部物质部分和第一溢流部分；
其中所述第一旋风分离器为分级旋风分离器；
其中所述第一底部物质部分具有大于所述第一质量比的第二质量比；
将所述溢流部分送入第二旋风分离器并分离第二底部物质部分和第二溢流部分；
其中所述第一旋风分离器对于所述催化剂颗粒具有第一分离效率，并且所述第二旋风分离器对于所述催化剂颗粒具有大于第一分离效率的第二分离效率；
其中所述第二底部物质部分具有小于所述第一质量比的第三质量比；并且
从最后一个旋风分离器排出的第二溢流部分蒸气中回收烯烃或芳烃或它们的某种组合。
2.如权利要求1所述的方法，其中所述第一旋风分离器包括一个或多个低效率分级旋风分离器，或者所述第二旋风分离器包括一个或多个回收旋风分离器或多旋风分离器或者两者兼有。
3.如权利要求2所述的方法，其中所述低效率分级旋风分离器的入口处的流速大于所述回收旋风分离器的入口处的流速。
4.如权利要求1所述的方法，其中从所述一个或多个低效率分级旋风分离器的底部物质中回收的固体的至少一部分返回到所述流化床反应器。
5.如权利要求1所述的方法，其中从所述一个或多个回收旋风分离器中回收的固体的至少一部分被丢弃。
6.如权利要求1所述的方法，其中所述催化反应在300℃至800℃，或350℃至700℃，或400℃至650℃，或450℃至625℃，或500℃至600℃范围内的操作温度下进行。
7.如权利要求1所述的方法，其中将富含乙烯或丙烯或两者的流从挥发性产物中分离出来。
8.如权利要求1所述的方法，其中将富含乙烯或丙烯或二者的流从挥发性产物中分离出来，并且至少部分地再循环到热解反应器。
9.如权利要求1所述的方法，其中至少80％质量的催化剂颗粒的尺寸为至少40微米，或至少50微米，或至少60微米，或至少75微米，或至少100微米，或40至300微米，或50至250微米，或75至150微米。
10.如权利要求1所述的方法，其中至少80％质量的填料颗粒的尺寸不超过40微米，或30微米，或20微米，或15微米，或10微米，或1至40微米，或2至30微米，或5至20微米。
11.如权利要求1所述的方法，其中流化气体在催化热解反应器中的停留时间为1秒至480秒，或1秒至240秒，或2秒至60秒，或3秒至30秒，或4秒至15秒，所述停留时间定义为所述反应器的体积除以在该方法的温度和压力条件下的流化流体的体积流速。
12.如权利要求1所述的方法，其中所述流化床反应器中的压力为至少0.1MPa，或至少0.3MPa，或至少0.4MPa，或0.1至2.0MPa(1至20巴)，或0.1至1.0MPa，或0.3至0.8MPa，优选0.4至0.6MPa。
13.如权利要求1所述的方法，其中所述流化床反应器是循环床、鼓泡床、湍流床或提升管反应器。
14.如权利要求1所述的方法，其中用于催化热解的流化气体包含H2、CO、CO2、H2O、C1-C4链烷烃或烯烃或两者、N2、Ar、He或再循环物流，或它们的某种组合。
15.如权利要求1所述的方法，其中所述催化剂是固体催化剂，并且催化热解的步骤包括在流化床反应器中在所述固体催化剂的存在下进行热解以产生流体产物流和含有焦炭的废催化剂，并且其中所述进料中至少90％的碳转化为焦炭和挥发性产物。
16.如权利要求2所述的方法，其中从所述低效率分级旋风分离器分离的催化剂的至少一部分返回到催化热解反应器，或传送至催化剂再生器，或被丢弃。
17.如权利要求1所述的方法，其中使用包括分级旋风分离器和回收旋风分离器的催化剂和填料固体分离系统，将来自所述分级旋风分离器的固体返回到所述流化床反应器，并从最后一个回收旋风分离器排出的蒸气中回收烯烃或芳烃。
18.如权利要求17所述的方法，其中所述分级旋风分离器的切割尺寸被设计为介于填料的粒度分布和催化剂的粒度分布之间，从而允许较大粒度部分被分离，而较小粒度部分被夹带在废气中，以便在一系列高效回收多旋风分离器中被去除。
19.如权利要求1所述的方法，其中所述进料流包含选自以下的塑料：聚乙烯、聚丙烯、聚酯、聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)、丙烯腈-丁二烯-苯乙烯(ABS)共聚物、聚呋喃甲酸乙二醇酯(PEF)、聚酰胺、聚氨酯、聚醚、聚碳酸酯、聚氧化物、聚硫化物、聚芳酯、聚醚酮、聚醚酰亚胺、聚砜、聚氨酯、聚乙烯醇和通过单体(例如二烯、烯烃、苯乙烯、丙烯酸酯、丙烯腈、甲基丙烯酸酯、甲基丙烯腈、二酸和二醇、内酯、二酸和二胺、内酰胺、乙烯基酯)聚合产生的聚合物、它们的嵌段共聚物、以及它们的合金；热固性聚合物，例如环氧树脂；酚醛树脂；三聚氰胺树脂；醇酸树脂；乙烯基酯树脂；不饱和聚酯树脂；交联聚氨酯；聚异氰脲酸酯；交联弹性体，包括但不限于聚异戊二烯、聚丁二烯、苯乙烯-丁二烯、苯乙烯-异戊二烯、乙烯-丙烯-二烯单体聚合物；以及它们的混合物，其中原料包括选自以下的废塑料的混合物：聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)、高密度聚乙烯(HDPE)、聚氯乙烯(PVC)或聚偏氟乙烯(PVCD)、低密度聚乙烯(LDPE)、聚丙烯(PP)、聚苯乙烯(PS)，或混合树脂，或它们的某种组合。
20.如权利要求1所述的方法，其中所述进料流包含选自以下的废塑料的混合物：聚对苯二甲酸乙二醇酯(PET)、高密度聚乙烯(HDPE)、聚氯乙烯(PVC)或聚偏氟乙烯(PVCD)、低密度聚乙烯(LDPE)、聚丙烯(PP)、聚苯乙烯(PS)，或混合树脂，或它们的某种组合。
21.如权利要求1所述的方法，其中所述填料选自氧化铝、铝、铝纤维、铝片、氢氧化铝、氮化铝、锑掺杂的氧化锡、氧化锑、芳族聚酰胺、凹凸棒石、硫酸钡、钛酸钡、膨润土、碳酸铋、氧化硼、氮化硼、青铜粉、碳酸钙、氟化钙、磷酸钙、硅酸钙、硫酸钙、硫酸钙晶须、炭黑、碳纤维、碳纳米管、纤维素纳米晶体、壳聚糖、粘土、增容剂、铜、金刚石、硅藻土、膨胀石墨、铁磁粉、氟云母、粉煤灰、气相纳米二氧化硅、玻璃珠、玻璃纤维、玻璃片、玻璃球、石墨烯、石墨、轮胎橡胶粉、空心玻璃微球、空心硅酸盐、水滑石、铁、高岭土、木质素、氢氧化镁、氧化镁、磁铁矿、云母、微纤维纤维素、硫化钼、蒙脱石、ni-batio3、镍、酚醛微球、钛酸钾晶须、钾镁铝硅酸盐、聚四氟乙烯、叶蜡石、赤泥、红磷、橡胶颗粒、沙子、海泡石、硅烷、二氧化硅、碳化硅、银粉、烟灰、淀粉、超导物质(yba2cu3o7-x)、滑石、四针状氧化锌晶须、二氧化钛纳米颗粒、二氧化钛、蛭石、硅灰石、木纤维、木粉、硼酸锌、氧化锌、硅酸锆或它们的某种组合。
22.如权利要求1所述的方法，其中所述填料选自碳酸钙、炭黑、二氧化硅、高岭土或滑石，或它们的某种组合。
23.如权利要求1所述的方法，其中所述流化床反应器中的催化剂包括沸石。
24.如权利要求23所述的方法，其中所述催化剂的SAR(二氧化硅/氧化铝比率，SiO2:Al2O3质量比)为大于12，或12至240，并且CI(约束指数)为1至12或5至10。
25.如权利要求23所述的方法，其中所述沸石催化剂选自ZSM-5、ZSM-11、ZSM-12、ZSM-22、ZSM-23、ZSM-35、ZSM-48、ZSM-50或它们的组合。
26.如权利要求23所述的方法，其中所述催化剂包括ZSM-5。
27.如权利要求1所述的方法，其中所述流化床中的催化剂包括选自以下的粘合剂材料：氧化铝、氧化锆、二氧化硅、氧化镁、氧化钍、二氧化钛、氧化硼或它们的组合。
28.如权利要求1所述的方法，其中所述流化床中的催化剂包括催化分子筛，其中催化分子筛占所述催化剂颗粒组成的30至90重量％或40至70重量％。
29.如权利要求1所述的方法，其中所述流化床中的催化剂为可流化微球的形式。
30.如权利要求1所述的方法，其中所述塑料在被送入流化床催化热解反应器之前在热解反应器中经过预处理以去除氯。
31.如权利要求30所述的方法，其中所述热解反应器为移动床、单螺杆挤出机、双螺杆挤出机、螺旋反应器、回转窑反应器、静态混合器反应器或阶梯式炉排反应器。
32.如权利要求30或31所述的方法，其中所述热解反应器包括进料入口和出口，并且所述热解反应器中的温度在进料入口附近的较低温度至出口处的较高温度的范围内。
33.如权利要求32所述的方法，其中所述热解反应器中的温度在入口处或附近可以是20℃至225℃，例如20至100℃，或20至50℃，并且出口处的温度范围可以是300℃至700℃，例如325至650℃，或350至600℃。
34.如权利要求30至33中任一项所述的方法，其中所述热解反应器包括两个或更多个串联的反应器。
35.如权利要求30至34中任一项所述的方法，其中热处理或热解反应器中的凝聚相的停留时间为至少1分钟，或至少5分钟，或至少10分钟，或至少20分钟，或至少30分钟，或1至60分钟，或5至30分钟，或10至30分钟。
36.如权利要求30至35中任一项所述的方法，其中包含H2、CO或烯烃或这些的某种组合的蒸气相共反应物或再循环流被直接进料到一个或多个热解反应器或一个或多个催化热解反应器。
37.如权利要求30所述的方法，其中将包含农用石灰，或氧化钙、氢氧化钙、氧化镁、氢氧化镁、石灰石、水滑石、活性炭，或沸石，或其他固体碱性材料，或它们的某种组合的固体共反应物进料到热处理反应器。
38.如权利要求1所述的方法，其中来自流化床催化反应器的产物蒸气混合物包含至少10质量％的芳烃。
39.如权利要求1所述的方法，其中来自流化床催化反应器的产物蒸气混合物包含至少10质量％的BTX，在一些实施方案中，包含10至90质量％范围内的BTX。
40.如权利要求1所述的方法，其中来自流化床催化反应器的产物蒸气混合物包含至少10质量％的烯烃，在一些实施方案中，包含10至90质量％范围内的烯烃。
41.如权利要求1所述的方法，其中来自流化床催化反应器的产物蒸气混合物包含基于聚合物进料质量至少30％，或至少40％，或至少45％，或至少50％，或至少55％，或至少60％，或20％至90％，或30％至70％，或45％至60％的烯烃。
42.如权利要求1所述的方法，其中来自催化反应器的产物蒸气混合物中BTX(苯、甲苯和二甲苯)的质量产率为基于聚合物进料质量的至少30％，或至少40％，或至少45％，或至少50％，或至少55％，或至少60％，或20％至90％，或30％至70％，或45％至60％的BTX。
43.如权利要求1所述的方法，其中从产物蒸气混合物中分离或回收苯、甲苯或二甲苯。
44.如权利要求38所述的方法，其中所述产物蒸气混合物中的至少一部分芳烃产物被加氢以产生环烷烃。
45.如权利要求1所述的方法，其中从催化热解产物蒸气混合物中分离出乙烯，或丙烯，或丁烯，或它们的某种组合。
46.如权利要求1所述的方法，其中产物蒸气混合物经过分离方法以产生富含CH4、CO和H2的气体流；并且将所述富含CH4、CO和H2的气体流的至少一部分传送至再生器中，它们在其中被燃烧。
47.如权利要求1所述的方法，其中产物蒸气混合物包含CH4和C2-C4链烷烃；并且其中50至100质量％的所述CH4和C2-C4链烷烃在再生器中燃烧。
48.如权利要求1所述的方法，其中所述流化床催化热解反应器中的至少一部分催化剂被取出并通过用空气或其他氧化气体混合物进行氧化而再生，并返回到所述催化热解反应器。
49.如权利要求48所述的方法，其中所述热的再生催化剂向所述催化热解反应器提供热量。
50.如权利要求48所述的方法，其中所述产物混合物中的至少一部分气体在再生器中燃烧。
51.如权利要求48所述的方法，其中至少一部分天然气被进料到所述催化剂再生器。
52.如权利要求48所述的方法，其中由所述催化剂再生产生的热量为热处理或热解或催化热解步骤提供能量。
53.如权利要求49或50所述的方法，其中从所述催化剂再生器回收的热量用于加热所述进料、热处理反应器，或热解反应器，或催化热解流化床反应器，或它们的某种组合。
54.如权利要求48所述的方法，其中在所述催化剂再生器或填料再生器或两者中产生的燃烧产物气体(烟气)被传送至一个固体分离系统或单独的多个固体分离系统，所述一个或多个固体分离系统包括一系列旋风分离器(任选的分级旋风分离器)随后是一个或多个高效率多旋风分离器。
55.如权利要求1所述的方法，其中低效率分级旋风分离器入口处的流速为大于5，或大于10，或大于15，或5至40，或10至30，或15至25米/秒。
56.如权利要求1所述的方法，其中在任一个分级旋风分离器中，涡流直径与圆筒直径的比率可以是0.2，或0.3，或0.4，或0.5，或0.6，或0.7，或在0.1至0.8，或0.3至0.7，或0.4至0.6，或0.45至0.55，或0.49至0.51的范围内，或者涡流长度与圆筒长度的比率可以是0.5，或0.6，或0.7，或0.8，或0.9，或在0.3至0.95，或0.5至0.95，或0.8至0.95，或0.85至0.95的范围内，或者底流直径与涡流直径的比率可以是0.02，或0.1，或0.15，或0.2，或0.25，或0.3，或0.5，或1.0，或1.25，或在0.02至1.25，或0.02至0.5，或0.1至0.3，或0.15至0.25的范围内，或者入口高度与入口宽度的比率可以是0.75，或1，或1.5，或2，或2.4，或3，或4，或5，或可以在0.75至5，或1.5至4，或2至3，或2.2至2.6的范围内，或者涡流长度(S)与总高度(H)的比率可以是0.1，或0.2，或0.3，或0.36，或0.4，或0.5，或0.6，或0.8，或在0.1至0.8，或0.2至0.6，或0.3至0.4，或0.34至0.38的范围内。
57.如权利要求2所述的方法，其中所述一个或多个回收旋风分离器包括至少一个多旋风分离器。
58.如权利要求1所述的方法，其中一个或多个所述旋风分离器不具有涡流探测器。
59.如权利要求2所述的方法，其中对于任何多旋风分离器内的多个小直径旋风分离器中的每一个，涡流直径与圆筒直径的比率可以是0.2，或0.3，或0.4，或0.5，或0.6，或0.7，或在0.1至0.8，或0.3至0.7，或0.4至0.6，或0.45至0.55，或0.49至0.51的范围内，或者涡流长度与圆筒长度的比率可以是0.5，或0.6，或0.7，或0.8，或0.9，或在0.3至0.95，或0.5至0.95，或0.8至0.95，或0.85至0.95的范围内，或者底流直径与涡流直径的比率可以是0.02，或0.1，或0.15，或0.2，或0.25，或0.3，或0.5，或1.0，或1.25，或在0.02至1.25，或0.02至0.5，或0.1至0.3，或0.15至0.25的范围内，或者入口高度与入口宽度的比率可以是0.75，或1，或1.5，或2，或2.4，或3，或4，或5，或可以在0.75至5，或1.5至4，或2至3，或2.2至2.6的范围内，或者涡流长度与总高度的比率可以是0.1，或0.2，或0.3，或0.36，或0.4，或0.5，或0.6，或0.8，或在0.1至0.8，或0.2至0.6，或0.3至0.4，或0.34至0.38的范围内。
60.如权利要求2所述的方法，其中任一个所述回收旋风分离器的入口处的流速为不超过25，或20，或15，或10，或5，或3，或3至20，或5至15，或6至12米/秒。
61.如权利要求57至60中任一项所述的方法，其中任一个多旋风分离器内的小旋风分离器的数量可以是4、9、16、25、36、49或64，或4至64，或9至49，或16至36个旋风分离器。
62.如权利要求2所述的方法，其中所述低效率分级旋风分离器或旋风分离器的组合的效率为不超过95％，或90％，或85％，或80％，或75％。
63.如权利要求2所述的方法，其中所述一个或多个回收旋风分离器的效率合计为至少80％，或85％，或90％，或95％，或98％，或99％，或99.5％。
64.如权利要求2所述的方法，其中从所述回收旋风分离器排出的蒸气产物中的颗粒浓度为每立方米蒸气产物不超过200，或300，或400，或500μg。
65.如权利要求1所述的方法，其中所述塑料进料流在热处理反应器中处理，并且将凝聚相传送至所述催化热解反应器。
66.如权利要求65所述的方法，其中将锂如H2O、N2、Ar、CO2或它们的某种组合的吹扫气体进料到所述热处理反应器，并排出蒸气。
67.如权利要求65或66所述的方法，其中将所述塑料进料流在所述热处理反应器中加热到250至300℃之间的温度，并且将产物传送至热解反应器。
68.如权利要求65至67中任一项所述的方法，其中将惰性气体进料到所述热处理反应器，并排出蒸气。
69.如权利要求65至68中任一项所述的方法，其中来自所述热处理反应器的热产物流在被进料到所述热解反应器之前被过滤以去除固体。
70.如权利要求65至69中任一项所述的方法，其中在不分离大部分产物的情况下，将任选的热处理反应器中产生的产物转移到含有催化剂的催化热解反应器。
71.如权利要求65至70中任一项所述的方法，其中所述热处理反应器的非蒸气产物或在去除所需产物之后剩余的一部分气体或两者被燃烧以为所述流化床中的催化反应提供能量。
72.如权利要求37所述的方法，其中至少一部分固体共反应物材料从所述热处理反应器的产物流中分离出来并转移到燃烧再生器中，其中碳质材料与空气发生反应，并且至少一部分热固体共反应物材料返回到所述热处理反应器。
73.如权利要求72所述的方法，其中从固体共反应物材料再生器排出的热烟气被传送至催化剂加热器以加热用于所述催化热解反应器的催化剂。
74.如权利要求65至73中任一项所述的方法，其中所述热处理通过以下进行：将所述进料加热到250至300℃之间的温度，保持在该温度同时去除蒸气，然后将凝聚相送至所述催化热解反应器或在所述热解反应器中在更高温度下进一步热解。
75.如权利要求48所述的方法，其中从所述催化反应器中去除的催化剂或在固体分离系统中回收的催化剂或两者均通过以下方式去除挥发性物质：使蒸汽、氮气、CO、CO2、CH4、He或这些物质的某种组合的流或来自产物气体的再循环流通过所述催化剂颗粒，使所述流冷凝，分离有机相和水相，将液体有机相送去产物回收，将水相送去废水回收，并将已经去除了挥发性有机化合物的催化剂送去催化剂再生器或返回催化反应器或丢弃，或这些中的某种组合。
76.如权利要求2所述的方法，其中从所述固体分离系统中回收填料。
77.如权利要求76所述的方法，其中从所述固体分离系统中回收的填料通过以下方式去除挥发性物质：使蒸汽、氮气、CO、CO2、CH4、He或这些物质的某种组合的流或来自产物气体的再循环流通过填料颗粒，使所述流冷凝，分离有机相和水相，将液体有机相送去产物回收，将水相送去废水回收，并将已经去除了挥发性有机化合物的填料送去填料再生器或丢弃，或这些中的某种组合。
78.如权利要求1所述的方法，其中进入所述分级旋风分离器的催化剂颗粒与填料颗粒的质量比为至少1、2、5、10、20、30或50，或0.1至50、0.5至30，或5至20。
79.如权利要求1所述的方法，其中从分级旋风分离器底部排出的催化剂颗粒与填料颗粒的质量比为至少5，或至少30，或至少50，或至少200，或至少1000，或5至10,000，或30至5,000，或50至1000。
80.如权利要求1所述的方法，其中分级旋风分离器的溢流中的催化剂颗粒与填料颗粒的质量比为不超过10、5、2、1、0.2或0.1，或0.0001至10、0.001至5，或0.01至1。
81.如权利要求1所述的方法，其中回收旋风分离器的溢流中催化剂颗粒与填料颗粒的质量比为不超过0.1、0.001、0.00001，或0.0000001至0.1、0.00001至0.01，或0.0001至0.001。
82.如权利要求1所述的方法，其中回收旋风分离器的底部物质中催化剂颗粒与填料颗粒的质量比为不超过0.1、0.001、0.00001，或0.0000001至0.1、0.00001至0.01，或0.0001至0.001。
CN202380044785.XA 2022-05-03 2023-05-03 流化床催化热解工艺中从催化剂和气体中高效分离填料的方法 Pending CN119317687A (zh)

Applications Claiming Priority (3)

Application Number Priority Date Filing Date Title
US202263338013P 2022-05-03 2022-05-03
US63/338,013 2022-05-03
PCT/US2023/020903 WO2023215421A1 (en) 2022-05-03 2023-05-03 High efficiency process for separating fillers from catalyst and gases in a catalytic fluidized bed pyrolysis process of plastics

Publications (1)

Publication Number Publication Date
CN119317687A true CN119317687A (zh) 2025-01-14

Family

ID=86609515

Family Applications (1)

Application Number Title Priority Date Filing Date
CN202380044785.XA Pending CN119317687A (zh) 2022-05-03 2023-05-03 流化床催化热解工艺中从催化剂和气体中高效分离填料的方法

Country Status (6)

Country Link
US (1) US12203033B2 (zh)
EP (1) EP4519389A1 (zh)
KR (1) KR20250000107A (zh)
CN (1) CN119317687A (zh)
AU (2) AU2023265062B2 (zh)
WO (1) WO2023215421A1 (zh)

Families Citing this family (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2024108199A1 (en) * 2022-11-18 2024-05-23 Anellotech, Inc. Processes and system for chemically recycling plastic waste involving catalytic pyrolysis
CN116409781B (zh) * 2023-03-21 2024-07-16 重庆科技大学 一种pvc催化裂解制取富氢气体和碳纳米管的工艺及装置

Family Cites Families (15)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US4010094A (en) * 1974-03-14 1977-03-01 Standard Oil Company Combusting flue gas in a cracking catalyst regeneration process
US4029716A (en) 1975-12-08 1977-06-14 Mobil Oil Corporation Selective production of para-xylene
US5192809A (en) * 1992-03-30 1993-03-09 Arco Chemical Technology, L.P. Process for reclaiming a thermoset polymer
EP1159375B1 (en) * 1999-02-23 2003-07-30 Shell Internationale Researchmaatschappij B.V. Gas-solid separation process
FI111229B (fi) * 2000-02-08 2003-06-30 Fortum Oyj Menetelmä ja laitteisto kiintoaineen erottamiseksi kaasuista
EP1711432A1 (en) * 2004-02-03 2006-10-18 Ebara Corporation Hydrocarbon material processing system and method
US9404045B2 (en) * 2011-02-17 2016-08-02 AMG Chemistry and Catalysis Consulting, LLC Alloyed zeolite catalyst component, method for making and catalytic application thereof
US9663722B2 (en) * 2014-11-11 2017-05-30 Uop Llc Fluid catalytic cracking apparatus and methods for cracking hydrocarbons
FI127201B (en) * 2015-04-17 2018-01-31 Valmet Technologies Oy Catalytic refining of pyrolysis vapors
EP3112406A1 (en) 2015-06-30 2017-01-04 The Procter and Gamble Company Method for purifying contaminated polyolefins
JP2019515060A (ja) * 2016-03-31 2019-06-06 ソルヴェイ（ソシエテ アノニム） 接触分解によるワックスへのプラスチックの変換方法およびそれによって得られる炭化水素の混合物
US10465058B2 (en) 2016-12-20 2019-11-05 The Procter & Gamble Company Method for purifying reclaimed polymers
US11008433B2 (en) 2018-06-20 2021-05-18 The Procter & Gamble Company Method for separating and purifying polymers from reclaimed product
EP3969544A1 (en) * 2019-05-14 2022-03-23 Anellotech, Inc. Olefin and aromatics production by the catalytic pyrolysis of polymers
US12024680B2 (en) * 2020-07-10 2024-07-02 Uop Llc Process for PVC-containing mixed plastic waste pyrolysis

Also Published As

Publication number Publication date
AU2023265062A1 (en) 2024-11-21
WO2023215421A1 (en) 2023-11-09
KR20250000107A (ko) 2025-01-02
AU2025201643A1 (en) 2025-03-27
AU2023265062B2 (en) 2024-12-12
US20230357106A1 (en) 2023-11-09
EP4519389A1 (en) 2025-03-12
US12203033B2 (en) 2025-01-21

Similar Documents

Publication Publication Date Title
US12203033B2 (en) High efficiency process for separating fillers from catalyst and gases in a fluid bed catalytic pyrolysis process
JP2025015735A (ja) プラスチックからベンゼン、トルエン、キシレン（ｂｔｘ）などの低分子量芳香族化合物を製造する方法
WO2020231488A1 (en) Olefin and aromatics production by the catalytic pyrolysis of polymers
US11584888B2 (en) Two step process for chemically recycling plastic waste
US11987756B2 (en) Process for PVC-containing mixed plastic waste pyrolysis in a reactor handling three phases of products
EP3744814A1 (en) Process for the preparation of low molecular weight aromatic compounds such as benzene, toluene, and xylenes (btx) from plastics
CN1126235A (zh) 废物处理
WO2023114241A1 (en) Process for converting solid hydrocarbonaceous materials to chemicals and fuels
US20240409817A1 (en) Apparatus and processes for pyrolysis of plastic feeds
US20240117254A1 (en) Process for chemically recycling plastic waste with alkane oxidation products
US20240174929A1 (en) Process and system for feeding solid hydrocarbonaceous materials to bubbling fluid bed reactors
US20240228882A1 (en) Thermochemical reactor and process
WO2023161414A1 (en) A method for the production of a pyrolysis oil from end-of-life plastics
WO2024108199A1 (en) Processes and system for chemically recycling plastic waste involving catalytic pyrolysis
WO2024141335A1 (en) Method for converting solid waste

Legal Events

Date Code Title Description
PB01 Publication
PB01 Publication