处理和蒸汽裂化塑料衍生油和废润滑油的组合以生产高价值化学品

相关申请的交叉引用

本申请要求2019年5月22日提交的美国临时专利申请No.62/851,520的优先权的权益，其通过整体引用并入本文。

技术领域

本发明总体上涉及生产高价值化学品的系统和方法。更具体地，本发明涉及由塑料衍生油和/或废润滑油生产高价值化学品的系统和方法。

背景技术

高价值化学品，包括轻质烯烃(C

BTX是一组芳族化合物，用于化学工业的许多不同领域，特别是塑料和聚合物行业。例如，苯是生产聚苯乙烯、酚醛树脂、聚碳酸酯和尼龙的前体。甲苯用于生产聚氨酯和作为汽油组分。二甲苯是生产聚酯纤维和邻苯二甲酸酐的原料。在石化工业中，苯、甲苯和二甲苯通常通过石脑油的催化重整来生产。

在过去的几十年中，对轻质烯烃和BTX两者的需求一直在增加。用于生产轻质烯烃和BTX的原料的短缺已成为长期的问题。一些替代的原料(例如丙烷)目前用于生产轻质烯烃。然而，丙烷用于通过催化脱氢生产丙烯，这需要高的资本和操作支出。此外，催化脱氢通常需要高纯度的链烷烃原料以仅生产相应的烯烃，这可进一步增加生产成本。

US 5,904,838公开了一种同时转化废润滑油和源自有机废物的热解油以产生合成原油的方法，该方法通过使组合进料与热的富氢气气态料流接触以提高组合进料的温度来蒸发其中含有的至少一部分可蒸馏的有机化合物，该可蒸馏的有机化合物在加氢反应区中立即氢化。然后将来自加氢反应区的所得流出物引入加氢处理区以产生更高氢含量的烃并去除异质组分，例如硫、氧、氮和卤化物。将所得流出物冷却并部分冷凝以产生含有氢气和气态水溶性无机化合物的气态料流以及含有烃化合物的液体料流。气态料流被洗涤以去除气态水溶性有机化合物，从而产生富氢气气态循环料流。该参考文献描述了合成原油的生产，但没有教导或建议轻质烯烃和/或BTX的生产。

总的来说，尽管存在生产高价值石化产品的方法，但鉴于常规方法的至少上述缺点，仍然需要在该领域的改进。

发明内容

已经发现了与生产一种或多种烯烃的方法相关的至少一些上述问题的解决方案。该解决方案在于一种使用塑料衍生油和废润滑油作为原料生产轻质烯烃的方法。因为所发现的方法提供了生产轻质烯烃和/或BTX的替代原料，因此它解决了关于原料短缺的长期问题。此外，在所发现的方法中使用的原料是低成本和/或再循环材料，因此与常规方法相比，减少了对环境的影响并且使原料的成本最小化。此外，该方法可以在可以集成在现有轻质烯烃和/或BTX生产系统中的系统中进行，从而与包括链烷烃催化脱氢的常规方法相比减少了资本支出。因此，本发明的方法提供了与生产轻质烯烃和/或BTX的常规方法相关的至少一些问题的技术解决方案。

本发明的实施方案包括生产一种或多种烯烃的方法。该方法包括将塑料衍生油与废润滑油混合以形成混合的烃进料。该方法包括分离混合的烃进料以形成(1)主要包含C

本发明的实施方案包括生产一种或多种烯烃的方法。该方法包括热解塑料材料以形成塑料衍生油。该方法进一步包括分离混合的烃进料以形成(1)主要包含C

本发明的实施方案包括生产一种或多种烯烃的方法。该方法包括在热解单元中在100至500℃范围内的温度和0.05至10巴范围内的压力下热解塑料材料以形成塑料衍生油。该方法进一步包括分离混合的烃进料以形成(1)主要包含C

以下包括贯穿本说明书使用的各种术语和短语的定义。

术语“约(about)”或“大约(approximately)”被定义为接近，如本领域普通技术人员所理解的。在一个非限制性实施方案中，该术语被定义为在10％内，优选在5％内，更优选在1％内，最优选在0.5％内。

术语“wt％”、“vol％”或“mol.％”分别指基于包括所述组分的材料的总重量、总体积或总摩尔数的所述组分的重量百分比、体积百分比或摩尔百分比。在非限制性实例中，在100摩尔材料中的10摩尔组分为10mol.％的组分。

术语“基本上”及其变型被定义为包括在10％内，在5％内，在1％内，或在0.5％内的范围。

术语“抑制”或“减少”或“防止”或“避免”或这些术语的任何变型，当用在权利要求和/或说明书中时，包括任何可测量的减少量或完全抑制以实现期望的结果。

如在说明书和/或权利要求书中使用的术语，术语“有效”是指足以实现期望的、预期的或意图的结果。

在说明书和/或权利要求书中使用的术语“润滑油”是指一类用于减少相互接触的机械部件之间的摩擦、发热和磨损的油。在说明书和/或权利要求书中使用的术语“废润滑油”是指在使用一段时间后已经部分或完全失去其减少机械部件之间的摩擦、发热和磨损的能力的润滑油；和/或在使用一段时间后积聚了污染物的润滑油。

当在权利要求或说明书中与术语“包含”、“包括”、“含有”或“具有”一起使用时，词语“一(a)”或“一(an)”的使用可表示“一个(one)”，但其也具有“一个或多个”、“至少一个”和“一个或多于一个”的含义。

术语“包含(comprising)”(和任何形式的包含，如“包含(comprise)”和“包含(comprises)”)、“具有(having)”(和任何形式的具有，如“具有(have)”和“具有(has)”)、“包括(including)”(和任何形式的包括，如“包括(includes)”和“包括(include)”)或“含有(containing)”(和任何形式的含有，例如“含有(contains)”和“含有(contain)”)是包括性的或开放式的，且不排除另外的、未列举的元素或方法步骤。

本发明的方法可以“包含”在整个说明书中公开的特定成分、组分、组合物等，“基本上由其组成”或“由其组成”。

如在说明书和/或权利要求书中使用的术语，术语“主要”是指大于50wt.％、50mol.％和50vol.％中的任何一种。例如，“主要”可以包括50.1wt.％至100wt.％及其间的所有值和范围、50.1mol.％至100mol.％及其间的所有值和范围、或50.1vol.％至100vol.％及其间的所有值和范围。

本发明的其它目的、特征和优点将从以下附图、详细描述和实施例中变得显而易见。然而，应当理解，在指示本发明的具体实施方案的同时，附图、详细描述和实施例仅以说明的方式给出，而不意味着限制。另外，预期从本详细描述中，在本发明的精神和范围内的改变和修改对于本领域技术人员将变得显而易见。在进一步的实施方案中，来自具体实施方案的特征可以与来自其他实施方案的特征结合。例如，来自一个实施方案的特征可以与来自任何其他实施方案的特征结合。在另外的实施方案中，可以向本文所述的具体实施方案增加附加特征。

附图说明

为了更完整地理解，现在结合附图参考以下描述，其中：

图1示出了根据本发明实施方案的生产一种或多种烯烃的系统的示意图；和

图2示出了根据本发明实施方案的生产一种或多种烯烃的方法的示意性流程图。

具体实施方式

目前，包括一种或多种烯烃和/或BTX的高价值石化产品通过石脑油或其他石油馏分的蒸汽裂化和/或催化裂化来生产。然而，随着对这些化学品的需求不断增加，原料短缺已成为长期的问题。生产轻质烯烃的另一种方法是链烷烃的催化脱氢。然而，催化脱氢过程需要单独的生产系统，从而增加了生产轻质烯烃的资本支出。此外，催化脱氢过程要求原料是单一烷烃，导致原料成本高。本发明提供了至少一些这些问题的解决方案。该解决方案基于一种使用塑料衍生油和/或废润滑油作为原料生产一种或多种烯烃的方法。该方法能够为常规方法的原料提供替代的原料来源，从而解决原料不足的问题。应注意，所发现的方法的原料源自废物或可再循环来源，使其与常规方法相比是更环保的方法。另外，该方法可以在现有的蒸汽裂化和/或催化裂化系统中实施，使其与链烷烃的催化脱氢相比资本支出减少。在以下部分中进一步详细讨论本发明的这些和其他非限制性方面。

A.生产一种或多种烯烃的系统

在本发明的实施方案中，用于生产一种或多种烯烃的系统可以包括热解单元、分离单元、蒸馏单元、萃取单元、加氢处理单元和蒸汽裂化单元。参考图1，示出了用于生产一种或多种烯烃的系统100的示意图。根据本发明的实施方案，系统100包括热解单元101。

在本发明的实施方案中，热解单元101被配置成在热解条件下转化塑料并产生主要包含塑料衍生油的塑料衍生油料流12。在本发明的实施方案中，热解单元101可以包括塑料热解单元和/或加氢热解单元。根据本发明的实施方案，塑料可以包括流入热解单元101的混合塑料废物料流11。在本发明的实施方案中，塑料衍生油料流12包含初始沸点为0至200℃且最终沸点为300至750℃的烃。

根据本发明的实施方案，热解单元101的出口与混合器102的入口流体连通，使得塑料衍生油料流12从热解单元流入混合器102。在本发明的实施方案中，混合器102被配置成将塑料衍生油料流12的塑料衍生油和润滑油料流13的废润滑油混合以形成混合的进料烃料流14。

在本发明的实施方案中，混合器102的出口与脱水单元103流体连通，使得混合的烃进料料流14从混合器102流至脱水单元103。根据本发明的实施方案，脱水单元103被配置成从混合的进料料流14中去除至少一些水以产生脱水的混合进料料流15。在本发明的实施方案中，脱水单元103的非限制性实例包括一个或多个聚结器、一个或多个倾析器、一个或多个树脂基吸水单元、一个或多个渗透蒸发单元、一个或多个膜基脱水单元及其组合。

根据本发明的实施方案，脱水单元103的出口与分离单元104的入口流体连通，使得脱水的混合进料料流15从脱水单元103流至分离单元104。在本发明的实施方案中，分离单元104被配置成分离脱水的混合进料料流15以产生轻馏分料流16和重质烃进料料流17。在本发明的实施方案中，轻馏分料流16主要包含C

根据本发明的实施方案，分离单元104的第一出口与真空蒸馏单元105的入口流体连通，使得重质烃进料料流17从分离单元104流至真空蒸馏单元105。在本发明的实施方案中，真空蒸馏单元105被配置为蒸馏重质烃进料料流17以形成真空蒸馏残余物料流18和真空蒸馏烃料流19。在本发明的实施方案中，真空蒸馏残余物料流18包含初始沸点为400至550℃且最终沸点为600至750℃的烃。真空蒸馏烃料流19可以包含初始沸点为150至300℃且最终沸点为400至550℃的烃。

根据本发明的实施方案，真空蒸馏单元105的第一出口与热解单元101流体连通，使得真空蒸馏残余物料流18从真空蒸馏单元105流至热解单元101。热解单元101可以进一步被配置成在热解条件下转化真空蒸馏残余物料流18以产生一些塑料衍生油。根据本发明的实施方案，真空蒸馏单元105的第二出口与萃取单元106流体连通，使得真空蒸馏烃料流19从真空蒸馏单元105流至萃取单元106。在本发明的实施方案中，萃取单元106被配置成从真空蒸馏烃料流19中萃取聚芳族化合物以产生聚芳族化合物料流20和中间物料流21。在本发明的实施方案中，聚芳族化合物料流20主要包含聚芳族化合物。中间物料流21主要包含链烷烃、环烷烃和支链芳烃。在本发明的实施方案中，萃取单元106包括液-液萃取单元。萃取单元106可以包括一个或多个萃取鼓、一个或多个萃取塔、一个或多个萃取蒸馏塔、一个或多个接触容器或其组合。在本发明的实施方案中，萃取单元106中使用的溶剂包括吗啉、吡咯烷酮、环砜或其组合。

在本发明的实施方案中，萃取单元106的第一出口可以与热解单元101流体连通，使得聚芳族化合物料流20从萃取单元106流至热解单元101。热解单元101可以进一步被配置成在热解条件下转化聚芳族化合物料流20以产生塑料衍生油。根据本发明的实施方案，萃取单元106的第二出口与加氢处理单元107流体连通，使得中间物料流21从萃取单元106流至加氢处理单元107。在本发明的实施方案中，加氢处理单元107被配置成使烃分子饱和，去除杂原子(例如但不限于硫、氧、氮和氯)，和/或通过加氢处理将进料烃料流裂化成具有较低沸腾范围的产物烃料流，以产生蒸汽裂化原料料流22。在本发明的实施方案中，加氢处理单元107包括一个或多个固定床反应器和/或一个或多个流化床反应器。加氢处理单元107可包括包含钴、镍、钼、沸石、酸性催化剂或其组合的催化剂。

根据本发明的实施方案，加氢处理单元107的出口与蒸汽裂化单元108的入口流体连通，使得蒸汽裂化原料料流22从加氢处理单元107流至蒸汽裂化单元108。根据本发明的实施方案，分离单元104的第二出口与蒸汽裂化单元108的入口流体连通，使得轻馏分料流16从分离单元104流至蒸汽裂化单元108。在本发明的实施方案中，蒸汽裂化单元108被配置成蒸汽裂化蒸汽裂化原料料流22和/或轻馏分料流16的烃以产生产物料流23。产物料流23包含一种或多种烯烃，优选轻质烯烃。产物料流23可以进一步包含BTX(苯、甲苯、二甲苯)。

B.生产高价值化学品的方法

已经发现了生产包括一种或多种烯烃的高价值化学品的方法。该方法的实施方案能够缓解对于轻质烯烃生产的原料短缺的担忧。此外，与链烷烃的催化脱氢相比，该方法的实施方案能够降低轻质烯烃和/或BTX生产的资本支出和生产成本。如图2中所示，本发明的实施方案包括生产一种或多种轻质烯烃的方法200。方法200可以通过图1中所示的系统100实施。

根据本发明的实施方案，如框201所示，方法200包括在热解单元101中热解混合塑料废物料流11的塑料材料以形成塑料衍生油料流12的塑料衍生油。在本发明的实施方案中，在框201处的热解在100至500℃范围内以及其间的所有范围和值的温度下进行，包括100至120℃、120至140℃、140至160℃、160至180℃、180至200℃、200至220℃、220至240℃、240至260℃、260至280℃、280至300℃、300至320℃、320至340℃、340至360℃、360至380℃、380至400℃、400至420℃、420至440℃、440至460℃、460至480℃和480至500℃的范围。在本发明的实施方案中，在框201处的热解在0.05至10巴范围内以及其间的所有范围和值的压力下进行，包括0.05至0.1巴、0.1至0.2巴、0.2至0.3巴、0.3至0.4巴、0.4至0.5巴、0.5至0.6巴、0.6至0.7巴、0.7至0.8巴、0.8至0.9巴、0.9至1巴、1至2巴、2至3巴、3至4巴、4至5巴、5至6巴、6至7巴、7至8巴、8至9巴和9至10巴的范围。在本发明的实施方案中，塑料衍生油包括链烷烃、环烷烃和芳烃或其组合。

根据本发明的实施方案，如框202所示，方法200包括在混合器102中将塑料衍生油料流12的塑料衍生油与润滑油料流13的废润滑油混合以形成混合的烃进料料流14。在本发明的实施方案中，混合在20至400℃范围内以及其间的所有范围和值的温度下进行，包括20至40℃、40至60℃、60至80℃、80至100℃、100至120℃、120至140℃、140至160℃、160至180℃、180至200℃、200至220℃、220至240℃、240至260℃、260至280℃、280至300℃、300至320℃、320至340℃、340至360℃、360至380℃和380至400℃的范围。

在本发明的实施方案中，如框203所示，方法200可以包括将混合的烃进料料流14脱水以产生脱水的混合进料料流15。在本发明的实施方案中，脱水的混合进料料流15包含少于1wt％的水。

根据本发明的实施方案，如框204所示，方法200包括在分离单元104中分离混合的烃进料料流14(和/或脱水的混合进料料流15)以形成(1)主要包含C

根据本发明的实施方案，如框206所示，方法200包括处理重质烃进料料流17以产生蒸汽裂化原料料流22。在本发明的实施方案中，蒸汽裂化原料料流22主要包括链烷烃和环烷烃。在本发明的实施方案中，如框207所示，框206处的处理包括通过真空蒸馏来蒸馏重质烃进料料流17以产生真空蒸馏残余物料流18和真空蒸馏烃料流19。在本发明的实施方案中，在框207处的真空蒸馏在200至300℃的塔顶温度和350至400℃的再沸器范围下进行。在框207处的真空蒸馏的进料温度在50至400℃的范围内，以及其间的所有范围和值，包括50至60℃、60至80℃、80至100℃、100至120℃、120至140℃、140至160℃、160至180℃、180至200℃、200至220℃、220至240℃、240至260℃、260至280℃、280至300℃、300至320℃、320至340℃、340至360℃、360至380℃和380至400℃的范围。在框207处的真空蒸馏可以在1至900毫巴(abs)的操作压力下进行。在本发明的实施方案中，真空蒸馏残余物料流18主要包含沸点高于500℃的烃。

在本发明的实施方案中，如框208所示，框206处的处理包括通过萃取来处理真空蒸馏烃料流19以产生主要包含聚芳族化合物的聚芳族化合物料流20和中间物料流21。在本发明的实施方案中，在框208处的萃取包括液-液萃取。在框208处的萃取在20至150℃范围内以及其间的所有范围和值的温度下进行，包括20至30℃、30至40℃、40至50℃、50至60℃、60至70℃、70至80℃、80至90℃、90至100℃、100至110℃、110至120℃、120至130℃、130至140℃和140℃至150℃的范围。在本发明的实施方案中，中间物料流21包含少于30wt％的聚芳族化合物。

在本发明的实施方案中，如框209所示，框206处的处理包括加氢处理中间物料流21以产生蒸汽裂化原料料流22。在本发明的实施方案中，在框209处的加氢处理在包含钴、镍、钼、沸石、酸性催化剂或其组合的催化剂存在下进行。在本发明的实施方案中，在框209处的加氢处理在30至200巴以及其间的所有范围和值的操作压力下进行，包括30至40巴、40至50巴、50至60巴、60至70巴、70至80巴、80至90巴、90至100巴、100至110巴、110至120巴、120至130巴、130至140巴、140至150巴、150至160巴、160至170巴、170至180巴、180至190巴和190至200巴的范围。在本发明的实施方案中，在框209处的加氢处理在200至450℃范围内以及其间的所有范围和值的温度下进行，包括200至210℃、210至220℃、220至230℃、230至240℃、240至250℃、250至260℃、260至270℃、270至280℃、280至290℃、290至300℃、300至310℃、310至320℃、320至330℃、330至340℃、340至350℃、350至360℃、360至370℃、370至380℃、380至390℃、390至400℃、400至410℃、410至420℃、420至430℃、430至440℃和440至450℃的范围。在本发明的实施方案中，在框209处的加氢处理在0.05至10hr

根据本发明的实施方案，如框210所示，方法200可以包括在足以产生加氢处理的轻馏分料流(图1中未示出)的反应条件下加氢处理轻馏分料流16。在本发明的实施方案中，在框210处的轻馏分料流16的加氢处理在包含钴、镍、钼或其组合的催化剂存在下进行。在框210处的加氢处理条件可以不如在框209处的加氢处理中间物物料流21的加氢处理条件严格。在本发明的实施方案中，在框210处的加氢处理条件包括250至400℃范围内的温度以及其间的所有范围和值，包括250至260℃、260至270℃、270至280℃、280至290℃、290至300℃、300至310℃、310至320℃、320至330℃、330至340℃、340至350℃、350至360℃、360至370℃、380℃至390℃和390℃至400℃的范围。在框210处的加氢处理条件可以包括30至100巴范围内的压力以及其间的所有范围和值，包括30至40巴、40至50巴、50至60巴、60至70巴、70至80巴、80至90巴和90至100巴的范围。在本发明的实施方案中，在框210处的加氢处理条件包括在0.05至10hr

根据本发明的实施方案，如框211所示，方法200包括裂化(1)蒸汽裂化原料料流22的烃和/或(2)轻馏分料流(和/或加氢处理的轻馏分料流)的烃以产生一种或多种烯烃。在本发明的实施方案中，在框211处的裂化在蒸汽裂化单元中进行。在框211处的裂化可以在750至950℃范围内以及其间的所有范围和值的温度下进行，包括750至760℃、760至770℃、770至780℃、780至790℃、790至800℃、800至810℃、810至820℃、820至830℃、830至840℃、840至850℃、850至860℃、860至870℃、870至880℃、880至890℃、890至900℃、900至910℃、910至920℃、920至930℃、930至940℃和940至950℃的范围。在框211处的裂化可以以10至1000ms范围内以及其间的所有范围和值的蒸汽裂化炉停留时间进行，包括10至20ms、20至30ms、30至40ms、40至50ms、50至60ms、60至70ms、70至80ms、80至90ms、90至100ms、100至200ms、200至300ms、300至400ms、400至500ms、500至600ms、600至700ms、700至800ms、800至900ms和900至1000ms的范围。在本发明的实施方案中，在框211处的裂化在0.1至1.5的范围内以及其间的所有范围和值的烃进料与蒸汽的体积比下进行，包括0.1至0.2、0.2至0.3、0.3至0.4、0.4至0.5、0.5至0.6、0.6至0.7、0.7至0.8、0.8至0.9、0.9至1.0、1.0至1.1、1.1至1.2、1.2至1.3、1.3至1.4和1.4至1.5的范围。在本发明的实施方案中，在框211处生产的一种或多种烯烃包括乙烯、丙烯、丁烯、丁二烯或其组合中的一种或多种。在本发明的实施方案中，在框211处的裂化进一步产生BTX(苯、甲苯、二甲苯)。根据本发明的实施方案，如框212所示，方法200可以包括在热解单元101中热解(i)真空蒸馏残余物料流18中的至少一些烃和/或(ii)聚芳族化合物料流20的烃以产生另外的塑料衍生油。在本发明的实施方案中，(i)真空蒸馏残余物料流18和/或(ii)聚芳族化合物料流20的烃中的一部分可以进行处置。

尽管已经参考图2的框描述了本发明的实施方案，但应理解，本发明的操作不限于图2中所示的特定的框和/或特定的框的顺序。因此，本发明的实施方案可以使用与图2的顺序不同的各种方框来提供如本文所述的功能。

在本发明的上下文中，描述了至少以下18个实施方案。实施方案1是生产一种或多种烯烃的方法。该方法包括将塑料衍生油与废润滑油混合以形成混合的烃进料。该方法进一步包括分离混合的烃进料以形成(1)主要包含C

尽管已经详细描述了本申请的实施方案及其优点，但应理解，在不脱离由所附权利要求限定的实施方案的精神和范围的情况下，可以在此进行各种改变、替换和变更。此外，本申请的范围不旨在限于说明书中描述的过程、机器、制造、物质组成、装置、方法和步骤的特定实施方案。如本领域普通技术人员将从上述公开内容中容易理解的，可以利用目前存在的或以后将要开发的与执行本文所述的相应实施方案基本相同的功能或实现基本相同的结果的过程、机器、制造、物质组成、装置、方法或步骤。因此，所附权利要求旨在将这样的过程、机器、制造、物质组成、装置、方法或步骤包括在其范围内。