废弃塑料油化过程中热裂解气精细回收油品并循环利用工艺

摘要

本发明涉及一种废弃塑料油化过程中热裂解气精细回收油品并循环利用工艺，该工艺充分利用废弃塑料经热裂解处理产生的裂解气，其中包含轻质气体组分和油品气体组分(轻质油品和重质油品)，利用吸收、常、减压解吸和分馏技术挖掘裂解气价值，提高油品纯度和收率。将裂解气中轻质气体组分分离出来作为热裂解炉燃烧的燃料，不用外加燃料，实现自产燃料；将热裂解气中的重质油品组分作为洗油回收比其沸程低的其他轻质油品，使得回收的轻质油品(汽油、煤油、柴油)纯度高，并且实现洗油自给，节约成本，减少投资，最大程度的挖掘热裂解气中的有利价值，减少废气污染，具有显著的实用性及经济效益。

权利要求

1.一种废弃塑料油化过程中热裂解气精细回收油品并循环利用工艺，其特征为包括的步骤如下：

1）废弃塑料输送到热裂解釜（102）进行热裂解处理，产生的热裂解气进入脱氯塔（103）底部；

2）在脱氯塔（103）中，热裂解气与Ca(OH)2溶液逆流接触，塔顶采出气体进入吸收塔（104）底部，塔底采出进入CaCl2溶液处理工序；

3）在吸收塔（104）中，脱氯塔（103）的塔顶采出气体与洗油逆流接触，塔顶采出经冷凝缓冲后得到轻质气体组分，轻质气体组分返回加热炉（101）燃烧为热裂解釜提供热量，冷凝液回流至吸收塔（104），塔底采出物进入常压解吸塔（106）顶部；

4）在常压解吸塔（106）中，过热蒸汽（S1）与吸收塔（104）塔底采出物逆流接触，塔顶采出经第一冷凝器（107）冷凝后，冷凝液进入第一分相罐（108）分相，油相进入分馏塔（112），水相回收，不凝气返回加热炉（101）燃烧为热裂解釜提供热量；塔底采出进入减压解吸塔（109）顶部；

5）在减压解吸塔（109）中，采用减压操作，过热蒸汽（S2）与常压解吸塔（106）塔底采出物逆流接触，塔顶采出经第二冷凝器（110）冷凝后，冷凝液进入第二分相罐（111）分相，油相进入分馏塔（112），水相回收；塔底采出进入沥青质处理工序；

6）在分馏塔（112）中，采用减压操作，过热蒸汽（S3）逆流接触常压解吸塔（106）的塔顶冷凝液的油相以及减压解吸塔（109）的塔顶冷凝液的油相，分馏塔（112）塔顶采出经冷凝缓冲后，得到干气和汽油馏分，侧线采出煤油馏分、柴油馏分，分馏塔塔底采出润滑油馏分作为洗油进入吸收塔（104）顶部，返回第3）步。

2.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于所述的废弃塑料为生活垃圾经分选处理后得到的废弃塑料，含有聚氯乙烯8%-15%、聚苯乙烯20%-25%、聚丙烯20%-25%、聚乙烯

45%-55%。

3.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于所述的加热炉（101）温度控制在

1090-1200℃。

4.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于所述的热裂解釜（102）温度控制在

400-420℃，厌氧条件下操作。

5.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于所述的常压解吸塔（106）中过热蒸汽（S1）温度控制在350-360℃,减压解吸塔（109）中过热蒸汽（S2）温度控制在280-290℃，分馏塔（112）中过热蒸汽（S3）温度控制在250-260℃。

6.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于所述的脱氯塔（103）板数为40-50块，操作压力为101.3kPa。

7.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于所述的吸收塔（104）板数为40-50块，操作压力为101.3kPa。

8.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于所述的常压解吸塔（106）板数为50-60块， 操作压力为101.3kPa，塔釜温度控制在340-350℃。

9.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于所述的减压解吸塔（109）板数为50-60块，操作压力为3-7kPa，塔釜温度控制在280-300℃。

10.按照权利要求1所述的工艺，其特征在于所述的分馏塔（112）板数为60-80块，操作压力为3-7kPa，塔釜温度控制在240-260℃。

说明书

废弃塑料油化过程中热裂解气精细回收油品并循环利用工

艺

技术领域

[0001] 本发明涉及一种废弃塑料油化过程中热裂解气精细回收油品并循环利用工艺，具体是充分利用废弃塑料经热裂解处理产生的裂解气，其中包含轻质气体组分和油品气体组分(轻质油品和重质油品)，利用吸收、常、减压解吸和分馏技术挖掘裂解气价值，减少废气污染，提高轻质油品(汽油、煤油、柴油)纯度和收率。

背景技术

[0002] 我国大部分城市的生活混合垃圾呈现含水率高、有机质高、热值低的特点，其中可回收垃圾中的废弃塑料由于种类多、生物降解性差、使用周期短而被广泛关注，废弃塑料应用热裂解法高温裂解回收原料油技术成为解决垃圾困扰、变废为宝的新兴领域之一，我国塑料油化技术从山西永太塑化公司与香港美亚新染化有限公司在1993年合资兴建我国第一个废塑料炼油厂发展以来，国内先后在北京、湖南、江西、天津、山东等地建有一些小规模的废塑料油化厂。但是，目前大多数处于停产状态，其原因是：(1)生产出的油品质量差，到达不了国家标准。(2)废弃塑料热值较低，需要向燃料中加入大量高热值原料，如汽油、煤粉等，生产成本较高，产品不能实现其应有的经济价值。

[0003] 现有工艺分为两种，一种是将热裂解产生的热裂解气直接燃烧提供热裂解釜热量，损失了裂解气中的大量轻质油品(汽油、煤油、柴油)，造成废气污染；另一种是将热裂解气经脱氯处理后直接进入分馏塔，利用沸程差侧线采出不同油品，会造成侧线采出的油品纯度下降，得到的油品中混有高沸程的组分，汽油辛烷值低，且含有大量烃类，诱导期短，柴油凝油点高，十六烷值低，含蜡量高，这为后续操作增加了困难。由于上述的两种工艺对环境、成本造成挑战、对回收的油品的可用性和经济性存在着不足，所以对于在塑料油化过程中减少对环境的污染，降低成本，提高回收油品的可用性成为迫在眉睫的任务。

发明内容

[0004] 本发明的目的是提供一种废弃塑料油化过程中热裂解气精细回收油品并循环利用工艺，克服已有技术的缺点，将热裂解气中的轻质气体组分和油品气体组分区分对待，分开利用，充分挖掘裂解气中的有利价值，轻质气体组分用于热解燃料自给，重质油品组分作为洗油回收比其沸程低的其他油品，提高轻质油品组分的纯度和收率，实现洗油自给，节约成本，减少投资，缓解能源紧张，降低环境负荷，创造经济效益。

[0005] 本发明的技术方案为：

[0006] 一种废弃塑料油化过程中热裂解气精细回收油品并循环利用工艺，包括的步骤如下：

[0007] 1)废弃塑料输送到热裂解釜102进行热裂解处理，产生的热裂解气G1进入脱氯塔103底部。

[0008] 2)在脱氯塔103中，热裂解气G1与Ca(OH)2溶液逆流接触，塔顶采出气体G2进入吸收塔104底部，塔底采出进入CaCl2溶液处理工序。

[0009] 3)在吸收塔104中，脱氯塔103的塔顶采出气体G2与洗油O4逆流接触，塔顶采出经冷凝和第一缓冲罐105处理，得到不凝气为轻质气体组分G3，G3返回加热炉101燃烧为热裂解釜提供热量，冷凝液回流至吸收塔104，塔底采出物L1进入常压解吸塔106顶部。

[0010] 4)在常压解吸塔106中，过热蒸汽S1与吸收塔104塔底采出物L1逆流接触，塔顶采出经第一冷凝器107冷凝后，冷凝液进入第一分相罐108分相，油相CL1进入分馏塔112，水相CW1回收，不凝气NC1返回加热炉101燃烧为热裂解釜提供热量；塔底采出L2进入减压解吸塔109顶部。

[0011] 5)在减压解吸塔109中，采用减压操作。过热蒸汽S2与常压解吸塔106塔底采出物L2逆流接触，塔顶采出经第二冷凝器110冷凝后，冷凝液进入第二分相罐111分相，油相CL2进入分馏塔112，水相CW2回收；塔底采出进入沥青质处理工序。

[0012] 6)在分馏塔112中，采用减压操作。过热蒸汽S3逆流接触常压解吸塔106的塔顶冷凝液的油相CL1以及减压解吸塔109的塔顶冷凝液的油相CL2，分馏塔112塔顶采出进入第二缓冲罐113缓冲，得到干气DG和汽油馏分O1，侧线采出煤油馏分O2、柴油馏分O3，分馏塔112塔底采出润滑油馏分作为洗油O4进入吸收塔104顶部，返回第3)步。

[0013] 所述的废弃塑料为生活垃圾经分选处理后得到的废弃塑料，含有聚氯乙烯8％-15％、聚苯乙烯20％-25％、聚丙烯20％-25％、聚乙烯45％-55％；

[0014] 所述的加热炉101温度控制在1090-1200℃；

[0015] 所述的热裂解釜102温度控制在400-420℃，厌氧条件下操作；

[0016] 所述的常压解吸塔106中过热蒸汽S1温度控制在350-360℃，减压解吸塔109中过热蒸汽S2温度控制在280-290℃，分馏塔112中过热蒸汽S3温度控制在250-260℃；

[0017] 所述的脱氯塔103板数为40-50块，操作压力为101.3kPa；

[0018] 所述的吸收塔104板数为40-50块，操作压力为101.3kPa；

[0019] 所述的常压解吸塔106板数为50-60块，操作压力为101.3kPa，塔釜温度控制在340-350℃；

[0020] 所述的减压解吸塔109板数为50-60块，操作压力为3-7kPa，塔釜温度控制在280-300℃；

[0021] 所述的分馏塔112板数为60-80块，操作压力为3-7kPa，塔釜温度控制在240-260℃。

[0022] 本发明采用一种废弃塑料油化过程中热裂解气精细回收油品并循环利用工艺，使得热裂解气中的油品被充分提取，提高废弃塑料裂解油品回收率，节约能源，与现有工艺将裂解气直接充当燃料相比，实现资源回收最大化，最大程度的挖掘热裂解气中的有利价值，减少废气污染。分别利用热裂解气中的轻质气体组分和油品组分，区别对待，将裂解气中轻质气体组分分离出来作为热裂解炉燃烧的燃料，不用外加燃料，实现自产燃料；将热裂解气中的重质油品组分作为洗油回收比其沸程低的其他油品，实现洗油自给，节约成本，减少投资。

附图说明

[0023] 图1是本发明一种废弃塑料油化过程中热裂解气精细回收油品并循环利用工艺的流程图。

具体实施方式

[0024] 本发明参照附图详细说明如下，但仅作说明而不是限制本发明。

[0025] 图1中，101-加热炉，102-热裂解釜，103-脱氯塔，104-吸收塔，105-第一缓冲罐，106-常压解吸塔，107-第一冷凝器，108-第一分相罐，109-减压解吸塔，110-第二冷凝器，
111-第二分相罐，112-分馏塔，113-第二缓冲罐，HEAT-加热炉101为热裂解釜102提供的热量，G1-热裂解气，G2-脱氯塔103塔顶气相采出，G3-轻质气体组分，L1-吸收塔104塔底液相采出，L2-常压解吸塔106塔底液相采出，CL1-经第一分相罐108分相后的油相，CL2-经第二分相罐111分相后的油相，CW1-经第一分相罐108分相后的水相，CW2-经第二分相罐111分相后的水相，NC1-常压解吸塔106塔顶采出的不凝气，DG-干气，O1-汽油馏分，O2-煤油馏分，O3-柴油馏分，O4-润滑油馏分(洗油)，S1-常压解吸塔106的过热蒸汽，S2-减压解吸塔109的过热蒸汽，S3-分馏塔112的过热蒸汽，Ca(OH)2-脱氯塔103的脱氯剂Ca(OH)2溶液。

[0026] 本发明提供的一种废弃塑料油化过程中热裂解气精细回收油品并循环利用工艺包括的步骤详细描述如下：

[0027] 1)加热炉101为热裂解釜102提供热量HEAT，为了避免二噁英的生成，将加热炉101的温度控制在1090-1200℃；为了提高轻质燃料油(汽油、煤油、柴油)的回收率，降低裂解过程中的重油产率，将热裂解釜102温度控制在400-420℃、在隔绝空气的条件下进行。
生活垃圾经分选处理后得到的废弃塑料包含聚氯乙烯8％-15％、聚苯乙烯20％-25％、聚丙烯20％-25％、聚乙烯45％-55％。将废弃塑料输送到热裂解釜102进行热裂解处理，产生的热裂解气G1进入脱氯塔103第38-48块板。

[0028] 2)脱氯塔103板数为40-50块，操作压力为101.3kPa，Ca(OH)2溶液进料温度20-30℃，进料位置为脱氯塔103第2-3块板，将热裂解气G1与Ca(OH)2溶液逆流接触，脱氯塔103第1块板采出气体G2进入吸收塔104第38-48块板，脱氯塔103第40-50块板采出物进入CaCl2溶液处理工序。

[0029] 3)吸收塔104板数为40-50块，操作压力为101.3kPa，洗油04进料位置为吸收塔104第2-3块板，G2与洗油(分馏塔112塔底采出润滑油馏分)04逆流接触，塔顶采出经冷凝后进入第一缓冲罐105缓冲，得到不凝气为轻质气体组分G3返回加热炉101燃烧为热裂解釜提供热量，液相回流至吸收塔104第3-4块板。吸收塔104第40-50块板采出物L1进入常压解吸塔106第2-3块板。

[0030] 4)常压解吸塔106板数为50-60块，操作压力为101.3kPa，塔釜温度控制在340-350℃，过热蒸汽S1温度控制在350-360℃，过热蒸汽S1的进料位置为常压解吸塔106的第48-58块板，过热蒸汽S1与吸收塔104塔底采出物L1逆流接触，塔顶采出经第一冷凝器107冷凝后，冷凝液进入第一分相罐108分相，油相CL1进入分馏塔112第34-44块板，水相CW1回收，不凝气NC1返回加热炉101燃烧为热裂解釜提供热量；常压解吸塔106第
50-60块板采出物L2进入减压解吸塔109第2-3块板。

[0031] 5)减压解吸塔109板数为50-60块，操作压力3-7kPa，塔釜温度控制在280-300℃。过热蒸汽S2温度控制在280-290℃，过热蒸汽S2的进料位置为减压解吸塔109的第48-58块板，过热蒸汽S2与常压解吸塔109塔底采出物L2逆流接触，塔顶采出经第二冷凝器110冷凝后，冷凝液进入第二分相罐111分相，油相CL2进入分馏塔112的第34-44块板，水相CW2回收；减压解吸塔109第50-60块板采出物进入沥青质处理工序。

[0032] 6)分馏塔112板数为60-80块，操作压力3-7kPa，塔釜温度控制在240-260℃。过热蒸汽S3温度控制在250-260℃，过热蒸汽S3的进料位置为分馏塔112的第58-78块板。分馏塔112塔顶采出进入第二缓冲罐113缓冲得到干气DG，侧线第7-10块板采出汽油馏分O1、侧线第18-25块板采出煤油馏分O2、侧线第30-40块板采出柴油馏分O3，分馏塔112第
50-70块板采出润滑油馏分作为洗油O4进入吸收塔104第2-3块板，返回第3)步。

[0033] 应用实例1：脱氯塔103、吸收塔104为直径1000mm，高度2300mm的板式塔，常压解吸塔106、减压解吸塔109为直径1000mm，高度2500mm的板式塔，分馏塔112为直径1000mm，高度3000mm的板式塔。

[0034]

[0035]

[0036] 注：对分馏塔112侧线产品按照GB489-86汽油标准、GB253-2008煤油标准、GB252-2011柴油标准予以评价检验。

[0037] 新工艺的油化率为64％，汽油、煤油、柴油产品均符合国家标准，比现有工艺(不采用催化剂的塑料油化技术)油化率提高20％以上。

[0038] 应用实例2：与应用实例1相同，脱氯塔103、吸收塔104为直径1000mm，高度2300mm的板式塔，常压解吸塔106、减压解吸塔109为直径1000mm，高度2500mm的板式塔，分馏塔112为直径1000mm，高度3000mm的板式塔。但改变进料组成，使得进料含聚氯乙烯
10％，聚苯乙烯21％，聚丙烯23％，聚乙烯46％，产品组成：
3

[0039] 汽油馏分O1：密度0.7519g/cm，无腐蚀性，辛烷值(马达法)84，10％馏出点为73℃，50％馏出点为130℃，90％馏出点为182℃，馏程合格。
3

[0040] 煤油馏分O2：密度0.8248g/cm，10％馏出点203℃，终馏点295℃，馏程合格。

[0041] 柴油馏分03：密度0.8326g/cm3，凝点为-28℃，十六烷值43，50％馏出点为285℃，90％馏出点为337℃，馏程合格。

[0042] 应用实例3：与应用实例1相同，脱氯塔103、吸收塔104为直径1000mm，高度2300mm的板式塔，常压解吸塔106、减压解吸塔109为直径1000mm，高度2500mm的板式塔，分馏塔112为直径1000mm，高度3000mm的板式塔。但改变进料组成，使得进料含聚氯乙烯
12％，聚苯乙烯18％，聚丙烯25％，聚乙烯45％，产品组成：

[0043] 汽油馏分O1：密度0.7513g/cm3，无腐蚀性，辛烷值(马达法)86，10％馏出点为70℃，50％馏出点为128℃，90％馏出点为179℃，馏程合格。

[0044] 煤油馏分O2：密度0.8245g/cm3，10％馏出点204℃，终馏点297℃，馏程合格。

[0045] 柴油馏分O3：密度0.8330g/cm3，凝点为-29℃，十六烷值41，50％馏出点为290℃，90％馏出点为342℃，馏程合格。

[0046] 本发明未述事宜为公知技术。