由废塑料连续地制备汽油、煤油和柴油的方法和系统

摘要

本发明涉及一种由废塑料连续地制备汽油、煤油和柴油的方法和系统。这种方法包括以下步骤：使废塑料熔体进行第一催化反应，其中所述废塑料熔体与镍或镍合金催化剂接触进行脱氢同时分解；使所述脱氢和分解的废塑料熔体进行流化催化裂化，作为第二催化反应，从而以高份数地制备汽油基馏分；分馏所述裂化的原料得到汽油基馏分、煤油馏分和柴油馏分；重整所述汽油基馏分以制备高辛烷值的汽油。本发明可适用于小规模设备，不只适用于大规模设备。而且，本发明可允许以高份数和有效方式从所述废塑料制备得到汽油，从而有利于资源回收和环境保护。

说明书

技术领域

本发明一般而言涉及一种用于由废塑料连续制备汽油、煤油和柴油的方法和系统。具体地说，本发明涉及一种用于连续制备汽油、煤油和柴油的方法和系统，它包括脱氢和分解废塑料，接着使得到的废塑料进行流化催化裂化，而且它是特别适合用于小型设备之中。本发明可以获得高份数的汽油基馏分，而且从环境保护和资源回收角度来说也是特别有利的。

背景技术

从环境保护和能源回收角度来说，废塑料回收是目前世界范围内受人普遍关注的话题，而且，已经通过多种不同方式在进行研究。作为这类废塑料回收的一个领域，从废塑料回收燃料已经得到大家的公认。

常规的从废塑料回收燃料的方法主要能够生产煤油、柴油和/或它们的混合物。但是，由于存在与方法和设备相关的技术问题，如废塑料原料的预处理、裂化、分馏和精制等，还没有利用废塑料生产汽油特别是汽车汽油的报导。

汽油(gasoline)通常是指挥发性易燃的液态烃，它们是通过原油的重整蒸馏、聚合、催化裂化和烷基化等而制备得到的。在许多国家中，关于汽油的辛烷值、蒸馏特性和有害物如铅或硫成分的允许含量，法律上有明确的规定。具体地说，辛烷值和蒸馏特性是用于汽车内燃机燃料的最重要的质量标准。在油精制厂中制备的汽油符合所述法律规定的质量标准，是通过结合具有低的或高的辛烷值的低沸点或高沸点馏分到由流化催化剂裂化单元(FCCU)制得的产物和一种由在原油的常压蒸馏下制得的石脑油的加氢裂化的高沸点馏分的重整工艺中得到的产物组成的混合产物中而制得的。为此，利用废塑料生产汽油要符合所述质量标准是很困难的。

废塑料(它们是一种高分子量的聚合物)，当它们进行简单的热分解时，存在这样的问题，就是由于它们的分解特性，它们主要产生一种蜡馏分，只有少量的汽油、煤油和轻油，或没有汽油、煤油和轻油生成。

因此，作为上述问题的解决方案，人们提出采用固体酸作为催化剂进行热分解。但是，这些方法的一个不足之处在于主要生成C₁-C₃废气和C₈-C₂₅煤油和柴油的混合油馏分，而具有4-25个碳原子为主要成分的油类馏分不能高收率地制得。其结果是废塑料的回收仅限于得到混合油。

除了这个不足外，上述的热分解方法还存在另一个问题，即积炭和聚合物(它们是在废塑料熔体的催化裂化过程中形成的)直接在催化剂表面形成阻挡层，这样就会发生严重的催化剂中毒现象，从而很快地降低催化剂活性。为此，采用一种方法，其中，一种简单的热分解气态油(gaseous oil)通过使所述气态油流过一个填充有催化剂的固定床反应器进行部分裂化和异构化。但是，这种方法存在一个问题，就是，由于所述固定床内温度低于所述热分解区的温度，所以反应转化率是很有限的。而且，在这种方法中，由于催化剂中毒现象，催化剂的再生和更新需要很高的费用，并且是非常复杂的。由于存在这些不利因素，这种方法在工业设备中的应用是有限的。此外，这种方法生产的汽油馏分相对较低，所以不能认为它适合于汽油的生产。

发明的描述

本发明的第一个目的，是提供由废塑料连续制备汽油、煤油和柴油的方法，它能够以高份数地制备高质量的汽油基馏分(gasoline-based fraction)。

本发明的第二个目的，是提供连续制备汽油、煤油和柴油的方法，由于其对废塑料的有效回收，所以有利于环境保护。

本发明的第三个目的，是提供用于按照上述第一和第二目的所述方法连续制备汽油、煤油和柴油的系统。

根据用来完成本发明第一目的的一种优选方面，提供了连续制备汽油、煤油和柴油的方法，包括以下步骤：使废塑料进行第一催化反应，在脱氢同时进行分解；使脱氢后和分解的废塑料熔体(melt)进行流化催化裂化，以高份数制得汽油基馏分；分馏出所得物质为汽油基馏分、煤油馏分、和柴油馏分。

根据用来完成本发明第二个目的的另一种优选方面，提供了连续制备汽油、煤油和柴油的方法，它还包括在上述用来完成所述第一和第二目的的方式中提及的分馏步骤之后的所述汽油基油馏分的重整步骤。

根据用来完成上述第一和第二目的的另一种优选方面，提供了连续制备汽油、煤油和柴油的方法，它还包括下述步骤：在所述重整步骤之后，使重整后的汽油基馏分进行低压气体分离；对来自分馏步骤的煤油和柴油和来自低压气体分离步骤的重整的汽油基馏分分别地进行精制；以及根据对其进行的仪器分析结果，添加至少一种添加剂到所述精制后的汽油基油馏分中，使得所得到的汽油基馏分具有符合法律规定的辛烷值和蒸馏特性。

根据用来完成本发明上述第三个目的的另一种优选方面，提供了用来从废塑料连续制备汽油、煤油和柴油的系统，它包括：一个流化床催化剂裂化装置，废塑料熔体和氧化铝硅酸盐固体酸催化剂颗粒向下引入到其中，并进行裂化和异构化，从其下部将蒸汽(steam)注入器产生的蒸汽注入到其中，以蒸发存在于催化剂表面上的未蒸发的气态油，而且，它经由一个位于其上部的压力控制装置与一个分馏塔连通；一个旋风分离器，它设置在所述流化催化塔的外部，是用来在下落到所述下部的催化剂颗粒中仅分选出希望尺寸的催化剂颗粒；以及一个镍-钼催化剂再生器，它包括一个空气注入器和一个废气压力控制器，用来再生从所述旋风分离器中传送来的催化剂，并将再生后的催化剂返回到所述流化催化裂化装置中。

根据用来完成本发明第三个目的的另一个优选方面，提供了一种用于连续制备汽油、煤油和柴油的系统，除了在上面所述系统中提及的装置(elements)之外，它还包括一个反应器，用来使所述废塑料熔体与一种镍或镍合金催化剂推进器进行接触，以在分解所述废塑料熔体的同时进行脱氢，所述反应器与所述流化催化裂化装置和所述催化剂再生器是连通的。

根据用来完成本发明第三个目的的另一种优选方面，提供了一种用来连续制备汽油、煤油和柴油的系统，除了上面所述系统中提及的装置之外，它还包括一个重整超强酸催化剂的贮存罐；一个第一高速混合器，用来混合所述汽油基馏分与所述重整催化剂；和一个重整反应器。

附图的简要说明

本发明的其它目的和方式，通过参照附图，可由下述对实施方案的说明变得更加清楚，其中：

图1所示为图示说明本发明所述连续方法的流程图；和

图2所示为图示说明本发明所述的系统。

实现本发明的最佳方式

本发明所述系统适于连续制备方式，它具有下述的构造装置：

第一，废塑料原料预处理和熔化装置，以及任选性地杂质清除装置。

第二，第一反应器，用来在分解所述废塑料熔体时进行脱氢。

第三，第二反应器，用来使所述脱氢和分解后的废塑料熔体进行流化催化裂化，从而以相对高份数地制备得到汽油基馏分、煤油馏分和柴油馏分。

第四，Aspen分馏塔，它可以是任选包括的，对有效和精确分离具有过程波动削弱作用。

第五，第三反应器，用来重整将要转化的所述汽油基馏分为高辛烷值的汽油基馏分。

第六，沉淀分离罐，它是任选包括的，用来分别除去存在于所述汽油基馏分、煤油馏分和柴油馏分中的各种添加剂，使得所述添加剂含量低于法律规定的正常值。

第七，混合器，它是任选包括的，用来提供符合法律规定的汽油，是通过间歇或连续地对所述汽油基馏分进行仪器分析，然后按照所得到的分析结果通过混合所述油馏分与一种混合原料，使所述油馏分的辛烷值和蒸馏特性符合法律所规定的标准值。

根据本发明，所述从废塑料连续制备汽油、煤油和柴油的方法是有利的，这是因为煤油和柴油馏分(它们是由分馏塔中的催化裂化气态油的馏分中得到的)富含在异构化馏分中，这是由于它们在流化催化裂化步骤中已经重整至相当的水平。

为此，所述煤油和柴油馏分的凝固点降低，这样，在具有相对高使用频率的冬季或寒冷地区在运输和贮存方面就不会有问题。而且，它们符合燃料的质量标准。

现在参照附图将对本发明作更详细的描述。为了便了说明，参考图1及图2。

图1所示为图示说明本发明一种实施方式的连续制备汽油、煤油和柴油的方法的流程图，图2所示为图示说明本发明系统的示意图。现在将按照工艺步骤顺序对附图进行说明。

首先，进行预处理，它由粉碎和分选步骤、熔化步骤和杂质沉淀步骤组成。在所述粉碎和分选步骤中，收集的废塑料被粉碎为易于运输和熔化的碎片大小，杂质被分选出来并被除去。所述粉碎废塑料的大小对于本发明不是关键性的。所述废塑料的粉碎速率，例如，可为约1000kg废塑料/hr，当然，它会根据粉碎设备的规模而变动。

其间，此处所用术语“废塑料”都是表示天然和合成的树脂。所述废塑料优选地是指热塑性树脂，但是，不排除热固性树脂。更优选地，所述废塑料包括但不限于聚乙烯、聚丙烯和聚苯乙烯等。

接着，在熔化步骤中，所述粉碎废塑料被螺旋进料器输送到原料熔化装置1和2中，在该处所述粉碎和分选后的废塑料进行熔化。在图2所示的实施方式中，在第一次熔化所述废塑料碎片时，所述废塑料熔体在第一熔化装置中采用由发动机81旋转的旋转器83进行搅拌。接着，所述熔体进行脱水使之水含量约为10％或更低，之后升温到150℃。之后，所述熔体被螺旋进料器42引入到第二熔化装置2中，并进一步升温到约340-360℃，在其中进行第二次熔化。第二次熔化后的废塑料被引入到一个原料熔化罐3中。泥土和细小杂质等(它们沉积在所述原料熔化罐的底部)，采用卸料螺旋44从所述系统中除去。

所述废塑料在所述熔化罐3中进行熔化，使得其完全均匀化。在所述杂质沉淀步骤中，所述均匀的废塑料混合物通过采用旋转泵51被输入到一个沉淀罐5中，所述罐5维持在约340-360℃的温度，且在其底部是倾斜的。在所述沉淀罐5中，泥土和细小杂质等沉淀出来并被除去。其间，所述采用旋转泵51进行运输的废塑料熔体，通过采用来自第一外部循环加热器4的热量补偿损失的热量，使其维持在约350℃。如果所述废塑料的粉碎速率为如上所述的速率，则所述熔体的输送速率，举例来说，可为约5,000升/分钟(LPM)，但是，它也可变动。沉积在所述沉淀罐4底部上的泥土和杂质，采用卸料螺旋43从所述系统中除去。所述沉淀罐5也可配置有一个加热器(图中未画出)。

接着，进行脱氢和分解步骤(第一催化反应步骤)。在此步骤中，所述废塑料熔体(杂质已经通过上述的预处理步骤被除去)，经由一个计量泵52，以固定流速(对于上述的粉碎速率来说，约15-18LPM)被引入到第一反应器中。使所述输入的废塑料熔体在350-370℃与由发动机82旋转的催化剂推进器86(优选地为一种由镍或镍合金制成的推进器)进行接触，从而进行脱氢和分解。而且，从反应活性和产量角度来说，控制推进器转速/推进器/流速(例如，对于上述粉碎速率来说，180rpm/8-叶片-4段盘式涡轮机/5cm/min上升流)是优选的，这样可使得流速的反应片断低于10-20μm。在所述第一反应器中原料的停留时间在约20-35分钟的范围内。

特别地，所述推进器优选具有多段涡轮叶片类型，这样可使得所述废塑料原料流维持在活塞流。挡板和盘状孔可有利地用作维持活塞流的辅助元件。

所述镍合金催化剂在高温如约350-370℃下进行聚合物的脱氢反应，并同时在其弱点进行聚合物的裂化反应。在此步骤中，由于实际上热裂化或催化裂化不再发生，所以，也不会发生由于在催化剂表面上形成阻挡层而引起的催化剂中毒问题。

经此脱氢和分解步骤，所述原料被还原到分子量为其1/8-1/12的水平。

向所述第一反应器中的供热是通过操作泵53与第二外部循环加热器7而实现的。加热器85也可安装在所述第一反应器6的外部。

接着，将所述废塑料熔体原料(它经过所述第一催化反应，即所述脱氢反应和分解反应步骤)进行流化催化裂化。被高压泵54输送的原料与由催化剂再生器8输送的催化剂，在位于流化催化裂化管10a的一个狭窄空间内剧烈地进行反应，其温度维持在500-550℃。在按此方式进行反应时，所述原料以10kg/cm²压力和约15-18LPH的流速(对于上述粉碎速率来说)被输入到所述流化催化裂化装置10(第二反应器)中。所述原料的反应在所述流化催化裂化装置10中进行完全，同时所述催化剂向下落到所述流化催化裂化装置的底部。在此反应中，所述原料一旦与所述催化剂接触就立即被裂化，然后其体积膨胀约18倍。与此膨胀的同时，它快速地扩散到所述催化剂的孔隙中，进一步地进行裂化和异构化。

至于用于上述反应中的催化剂，常规的氧化铝-氧化硅(SiO₂-Al₂O₃)固体酸催化剂是优选的，但不限于此。低分子量气体(它在约500-550℃的温度发生裂化)，与催化剂内部的广大孔隙表面进行接触，同时按第二反应进行重整和芳构化。

所述原料流过所述流化催化反应器的时间，由扩散速率所决定。而且，优选的是所述催化剂从所述上部向下引入，这是因为它可明显地降低设备费用，同时，它对于使设备尺寸小型化也是有利的。

所述催化剂和气态油(它们流过所述流化床)，在所述第二反应器10中相互分离开来。在此操作时，优选控制热平衡和物料平衡，使得90％或更多所述原料最终得到裂化。这类控制对于本领域技术人员来说是显而易见的。

所述气态油部分(它没有从所述催化剂表面除去)，采用由蒸汽发生器11制得的蒸汽的蒸发进行蒸发，并以摩尔比为14％供料到所述第二反应器10的下部。其结果是，低于10％的所述气态油未被蒸发。

在距离所述流化催化裂化装置10(作为第二反应器)上方的位置处，设置一个废气压力控制装置93。该压力控制装置用来主要保持所述裂化装置10的压力处在高于所述分馏塔10下部(与所述裂化装置连通的部分)的压力的水平，从而防止来自所述分馏塔10的逆流。

在距离所述流化催化裂化装置10(作为第二反应器)下部的位置处，设置一个喷射器(图中未画出)，用来以约5kg/cm²的压力喷射空气。该喷射器用来输送所述裂化装置10中下落的催化剂颗粒到与催化剂再生器8相连的旋风分离器90中。从该外部旋风分离器90中，形成为桥状的所述催化剂粉末被排放到贮存容器91中并被移走，但是剩余的催化剂颗粒被输入到温度范围约460-490℃的所述催化剂再生器8之中。

向所述催化剂再生器8中，以19.7kg/min.的流速将空气引入(它是根据热平衡对于上述粉碎量情形而定的流速)，并维持在约650℃，同时氧化留在所述催化剂中的所有积炭。所述催化剂的循环数量由所述热平衡决定。也就是说，除了初始加热之外，不再加热。对于上述粉碎速率来说，所述催化剂数量的循环数量约100-105升/分钟。其间，不依赖于所述热平衡和物料平衡的温度控制，由于不完全再生的催化剂，可能会导致流化床的反应效率降低，或者由于高温可能导致所述催化剂再生器8的破裂现象。所述催化剂再生器8可由Ni-Mo合金制成，例如Incolloy 800 HT，它可以商购得到。

在所述催化剂再生器8的下部，设置一个具有遮断功能的格栅，并连接到一个空气分配器上。所述格栅和所述空气分配器是以这样的方式进行设计的，使得它们可提供足够的压力，以应付所述催化剂再生器8的顶部。所述格栅具有空气孔，它们的直径为1.5mm，且数目约1800个。在距离所述催化剂再生器8的上部的位置处，设置有一个外部旋风分离器90和一个废气压力控制装置92。所述废气压力控制装置92用来维持所述催化剂再生器8中压力在高于所述流化催化裂化装置10和所述分馏塔12的下部(该部分与所述裂化装置10连通)中压力的水平，从而防止来自所述分馏塔12和所述催化裂化装置10的逆流。

其后，进行分馏步骤。在此分馏步骤中，从所述第一反应器6的上部排出的气态油和在所述流化催化裂化装置10(作为第二反应器)中裂化和异构化的气态油，在所述分馏塔12中进行气-液接触。经此气-液接触后，所述气态油被分离为煤油馏分、柴油馏分和汽油基馏分。就该分馏塔来说，塔板数和塔盘类型决定了精确的分离效率。对于上述粉碎速率来说，可以采用具有直径为600mm、塔板数为21和泡罩型的分馏塔。每个排放管道具有一个泵，且每种馏分控制在精确计算的温度。所述煤油馏分控制在160-200℃的温度，所述柴油馏分控制在240-320℃，来自所述分馏塔底部的液化油控制在350-380℃。来自所述分馏塔12底部的所述液化油流出物，在保持分馏塔12处于稳定水平的同时，采用泵61将其返回到所述第一反应器6。

来自所述分馏塔12的下部和中部的所述柴油馏分和煤油馏分流出物，分别地采用泵50和58，如此输送进行精制步骤。

同时，来自所述分馏塔12上部的所述8汽油基馏分流出物，将要通过重整步骤。所述汽油基油馏分，按一定的回流比在所述分馏塔12中进行循环，同时通过气-液接触方式在汽油基馏分循环罐13中贮存一段时间。接着，来自所述罐13的底部产物采用泵57循环到所述分馏塔12中，收集的汽油基馏分在25℃进行冷凝，并贮存在缓冲罐14中。由所述缓冲罐14的上部排出的低压气体，被输送到一个低压气体收集器(一个液体接触器)中，在其中进行分离。

同时，来自所述缓冲罐14的汽油基馏分，采用泵61被输送到预热器15中，在其中，它被预热到90-120℃的温度。接着，所述预热后的馏分通过第一高速混合器16，与一种经由泵62从重整催化剂贮存罐95中输送来的重整催化剂一起，进行分散和搅拌，从而使之均化。将这类均化的混合物进行异构化，并输送到重整反应器17(作为第三反应器)中，例如，对于上述粉碎速率情形来说，流速为8-12LPM。

所述重整催化剂为超强酸催化剂，优选为HCl、AlCl₃或SbCl₃，所述汽油基馏分与所述超强酸催化剂，以摩尔比为1/50-1/100的混合比进行混合。所述超强酸催化剂在约90-120℃温度时，由于强酸作用，引发产生所述汽油馏分的双键，将所述汽油馏分转化为仲碳正离子，接着转化为叔碳正离子，从而引导所述汽油馏分进行异构化反应。在此过程中，所述转化明显地受所述催化剂分散程度的影响。但是，所述催化剂颗粒尺寸过小也存在问题，因为它会提高所述催化剂的损失因子数，从而会导致产物污染。其结果是，所述颗粒尺寸和分离时间相互呈紧密联系的关系。

由于所述重整步骤是在强酸条件下进行的，所以，第三反应器17需要是由耐腐蚀材料制成的。在所述第三反应器17中，所述催化剂和所述重整汽油馏分由于其比重而被分离开，而所述分离时间是由所述计算的沉积速度决定的。所述分离时间对于上述粉碎速率情形来说约为40分钟。所述分离和沉淀的催化剂，以200-300cc/min的速率连续地进行循环，并周期性地补充损失的部分。

来自所述第三反应器17(作为所述重整反应器)的酸性蒸汽流出物，溶解在一个酸洗涤器21的水中进行洗涤，接着采用泵66将其输送到中和罐22中，在其中它被中和。

同时，如上所述汽油基馏分(所述重整馏分)流过一个冷却器18，并与经由泵64输送的水，在一个高速混合器19中以约1∶1的比值均匀地混合。

将所述均匀混合物静置，并在第一精制罐20中进行相分离。接着，下部含水层(酸溶解于其中)采用泵68排出，并输送到中和罐22中并在其中进行中和。

然后，进行低压气体分离步骤。在一个低压气体分离塔23中，从所述汽油基馏分循环罐14和所述第一精制罐20中上部排出的气体，和由泵67从所述第一精制罐20的油层输送出的所述重整汽油馏分，进行气-液接触，被分离为重整的油馏分和气体。所述分离后的气体被输送到气液分离罐24中，而所述分离后的重整油馏分采用泵69被输送到酸混合器25中。

此后，在所述流化催化裂化步骤中分离的所述完全重整的油馏分(作为所述汽油基馏分)和煤油和柴油馏分，被输送到第一精制步骤。

所述重整汽油基馏分或分馏的煤油和柴油馏分，分别地进行冷凝并与由泵70所输送的酸溶液(例如，1-2mol％的硫酸溶液)在所述酸混合器25中进行混合。之后，所述混合物被输送到第二精制罐26(作为沉淀和分离罐)中，接着进行冷凝，并与由泵71输送的碱性溶液(例如3-5mol％氢氧化钠溶液)在碱混合器(alkali-mixer)中进行混合。之后，所述混合物输送到第三精制罐28(作为沉淀和分离罐)中。所采用的酸溶液在中和后将其处理掉，而所采用的冷凝碱性溶液在被纯化后重新利用。所述第二和第三精制罐26和28，是以这样的方式进行设计的，使得它们能分离三相体系，以除去位于所述油馏分层(作为上层)之下的中间层和下层并具有多种溶解的添加剂的酸或碱性冷凝物。例如，在所述中间层和下层，可分别地配置一个排放阀。

所述煤油和柴油馏分(它们经过上述的精制步骤)，输送到各自的贮存罐(图中未画出)，并作为最终产物贮存于其中。一种替代方案是，这些馏分经由添加剂混合步骤和第二精制步骤而被贮存，如下所述。所述贮存的油馏分分别地易于用作燃料油。

同时，所述第一精制油馏分(作为所述汽油基馏分)，它已经经过上述的精制步骤，贮存在汽油基馏分缓冲罐29和30中。在本发明中，尽管没有具体限定上述缓冲罐的数目，但是，采用多个缓冲罐如两个或多个缓冲罐，当考虑到连续工艺的特点时，从过程效率角度来说是优选的。

对贮存在所述汽油基馏分缓冲罐29和30中的第一精制油馏分进行监测。在此监测中，所述油馏分采用合适的仪器分析装置如气相色谱对其成分进行分析。根据监测结果，将用来控制辛烷值和蒸馏特性的添加剂，以合适比例与所述油馏分进行混合，从而得到符合法律规定的汽油。

安装用来贮存所述添加剂的罐，包括抗氧化剂贮存罐31、高辛烷值添加剂(如C₄轻质高辛烷值添加剂和C₄重质高辛烷值添加剂等)的贮存罐32和33、用于低沸点和低辛烷值添加剂(如轻质低辛烷值直链馏分C₅-C₇饱和烃和轻质低辛烷值直链馏分C₅-C₇正烷烃等)的贮存罐34以及用于低沸点高辛烷值添加剂(如甲基叔丁基醚等)的贮存罐35。

根据第一精制油馏分的成分分析结果，将希望数量的所述第一精制油馏分采用泵77输送到混合器(blender)36中，同时将希望数量和种类的添加剂从所述添加剂罐31、32、33、34和/或35，经由各自的泵72、73、74、75和/或76，输送到所述混合器36中。所输送的添加剂在所述混合器36中与所述第一精制油馏分进行混合，从而使所述油馏分符合法律规定。

接着，将来自所述混合器36的混合汽油输送到第二精制步骤。对于第二精制步骤来说，所述混合汽油被输送到第四精制罐37中，并在其中因其比重而进行分离。所述分离后的汽油过滤流过一个过滤器38，之后，所述过滤后的汽油流到一个填充有活性炭的吸收器，在其中它被脱色。接着，所得到的汽油贮存在一个汽油贮存罐40中。

在所述从废塑料制备汽油、煤油和柴油的方法和系统中，所述废塑料中聚乙烯、聚丙烯和聚苯乙烯等原则上是以尽可能稳定比例引入的，因为聚合物的混合比对于产物质量具有一定的影响。在这点上，所述聚合物的混合配方由分析结果确定。作为参考，这种混合制备步骤也可应用于现有的油精制厂中，而且它是一种基本的汽油制备方法。

而且，混合原料可增至多达十种，针对每种具体情形，根据多种参数如季节和所述进料原料的混合比等，适当地进行选择。以这样方式添加所述混合原料：使产物的蒸馏特性符合法律规定是特别重要的。当聚苯乙烯以很大数量添加时，例如含有显著数量的C₇-C₈芳烃成分，优选是降低C₉芳烃成分的添加量，同时混合相对大量的C₅馏分，从而控制所述辛烷值。

所述汽油基馏分(它已经经过本发明所述重整步骤)，其平均辛烷值约为85-90，但是，当加入所述混合原料时，此平均辛烷值可提高到93-96的水平。

而且，在本发明所述制备方法和系统中，对100重量份废塑料(作为所述原料)的预处理，可制得39-42重量份的汽油基馏分、9-12重量份煤油馏分、9-11重量份柴油馏分、7-11重量份废气和8-11重量份废弃成分。

下述表1例证性说明了一种采用本发明制备的汽油基馏分制备汽油的混合物的实例。

                               表1成分(混合原料)            辛烷值         混合比           重量辛烷值重整馏分                  85-90           70％             59.5-63C₄成分                   94              5％              4.7C₉芳烃成分               117             10％             11.7MTBE                      115             15％             17.25总量                                                       93.15-96.40

MTBE：甲基叔丁基醚

由上述说明可以清楚地看出，本发明提供了从废塑料连续制备汽油、煤油和柴油的方法和系统。这种方法和系统适用于所述流化催化裂化方式，其中，第一催化反应后的原料和催化剂颗粒在向下移动时相互进行接触，并包括所述循环催化剂的重整。因此，本发明具有高的转化率，同时可有效地避免由于催化剂中毒现象引起的问题。而且，本发明可工业化应用于小规模设备，不只适用于大规模设备。此外，本发明可允许以相对高份数制备所述汽油馏分，而且极大地有利于废弃资源回收和环境保护。

尽管为例证目的，已经对本发明的优选实施方式进行了说明，但是，本领域技术人员将会明白，多种改进、添加和替代也是可能的，只要不脱离如所附权利要求书中所述的本发明的范围和精神则可。