由低階煤制備苯的方法和系統與流程

本發明涉及冶金技術領域，具體而言，本發明涉及一種由低階煤制備苯的方法和系統。

背景技術：

我國的能源格局一直是富煤、貧油、少氣，煤炭儲量可達世界煤炭儲量的17％。其中褐煤、長焰煤等低階煤資源儲量豐富，占我國煤炭儲量及煤炭產量50％以上，但由于低階煤水含量高，直接燃燒或氣化效率低且現有技術無法充分利用其資源價值，導致了煤炭資源的巨大浪費。2015年4月國家能源局發布了《煤炭清潔高效利用行動計劃(2015-2020)》，將煤炭分質分級利用地位顯著提高，大力倡導低階煤提質技術的研發和示范。因此，開發低階煤的清潔高效利用新途徑具有十分重大的顯示意義。

苯、甲苯和二甲苯等輕質芳烴為最重要的化工基礎原料之一，廣泛應用于生產橡膠、纖維、塑料和染料等化工產品。目前，芳烴主要來源于石油化工中的催化重整和烴類熱解，僅有約10％來源于煤炭化工。但是目前石油資源越來越匱乏，因此，開發新的由低階煤生產苯等輕質芳烴的技術勢在必行。

技術實現要素：

本發明旨在至少在一定程度上解決相關技術中的技術問題之一。為此，本發明的一個目的在于提出一種由低階煤制備苯的方法和系統，利用該方法和系統能夠實現利用低階煤最大化制備苯，極大地提高了苯的產量，從而實現從低價值的低階煤到高附加值的苯的轉化，且具有流程簡單、加工難度低、工藝成本低且經濟性高的優點。

在本發明的第一方面，本發明提出了由低階煤制備苯的方法，包括：

(1)將石灰石和低階煤分別進行破碎處理，以便得到石灰石碎料和煤粉；

(2)將石灰石碎料供給至焦爐內進行燒制處理，以便得到生石灰和二氧化碳；

(3)將煤粉供給至焦爐內進行提質處理，以便得到提質煤和荒煤氣；

(4)將所述生石灰和所述提質煤分別進行破碎處理，以便得到生石灰粉末和提質煤粉末；

(5)將所述提質煤粉末和所述生石灰粉末進行混合和壓球處理，以便得到物料球團；

(6)將所述物料球團供給至電石爐內進行電石反應，以便得到電石和一氧化碳；

(7)將所述電石經破碎后在乙炔發生器內與水反應，以便得到乙炔；以及

(8)將所述乙炔、步驟(3)產生的荒煤氣中的氫氣和甲烷、步驟(2)產生的二氧化碳以及步驟(6)產生的一氧化碳通入乙炔制苯反應器中并發生反應，以便獲得苯并副產乙烯。

由此采用本發明實施例的由低階煤制備苯的方法，首先由煤制芳烴，解決了由于石油資源有限帶來的芳烴產量限制的問題，實現了從低價值的低階煤到高附加值的芳烴的轉變過程。其次，將低階煤提質，氣體產物作為燃料氣和乙炔制苯反應原料氣；提質煤與生石灰生產電石，制備乙炔，作為乙炔制苯反應器的原料氣，實現了低階煤的清潔高效利用。因此，采用本發明實施例的由低階煤制備苯的系統能夠實現利用低階煤最大化制備苯，極大地提高了苯的產量，從而實現從低價值的煤到高附加值的苯的轉化，且具有流程簡單、加工難度低、工藝成本低且經濟性高的優點。

另外，根據本發明上述實施例的由低階煤制備苯的方法還可以具有如下附加的技術特征：

在本發明的一些實施例中，步驟(1)中，所述低階煤為揮發分大于35wt％的低品質煤。

在本發明的一些實施例中，步驟(1)中，所述石灰石碎料的平均粒徑不高于45mm，優選5-45mm。

在本發明的一些實施例中，步驟(1)中，所述煤粉的平均粒徑為不高于25mm，優選5-25mm。

在本發明的一些實施例中，步驟(2)中采用的焦爐與步驟(3)中采用的焦爐共用燃燒室。

在本發明的一些實施例中，步驟(2)中的所述燒制處理和步驟(3)的所述提質處理均是在1000攝氏度下進行12小時而共同完成的。

在本發明的一些實施例中，步驟(4)中，所述生石灰粉末和所述提質煤粉末的平均粒徑均小于20微米。

在本發明的一些實施例中，步驟(5)中，所述物料球團的平均粒徑為10-40mm。

在本發明的一些實施例中，步驟(5)中，所述提質煤粉末與所述生石灰粉末的質量比1：(1-2)。

在本發明的一些實施例中，步驟(7)中，將所述電石破碎至粒徑不高于80mm，優選將所述電石破碎至粒徑為50～80mm。

在本發明的一些實施例中，步驟(8)中，所述反應是在600～1000攝氏度下進行的，優選地，所述反應是在850～950攝氏度下進行的。

在本發明的一些實施例中，步驟(8)中，所述乙炔、所述氫氣、所述甲烷、所述二氧化碳和所述一氧化碳的體積比為(1～2)：(1～4)：(1～2)：(1～3)：(0.5～1)。

9、一種實施權利要求1～8中任一項所述的由低階煤制備苯的方法的系統，其特征在于，包括：

石灰石破碎裝置，所述石灰石破碎裝置具有石灰石入口和石灰石碎料出口；

低階煤破碎裝置，所述低階煤破碎裝置具有低階煤入口和低階煤粉出口；

第一焦爐，所述第一焦爐具有石灰石碎料入口、生石灰出口和二氧化碳出口，所述石灰石碎料入口與所述石灰石碎料出口相連；

第二焦爐，所述第二焦爐具有低階煤粉入口、提質煤出口和荒煤氣出口，所述低階煤粉入口與所述低階煤粉出口相連；

生石灰破碎裝置，所述生石灰破碎裝置具有生石灰入口和生石灰粉末出口，所述生石灰入口與所述生石灰出口相連；

提質煤破碎裝置，所述提質煤破碎裝置具有提質煤入口和提質煤粉末出口，所述提質煤入口與所述提質煤出口相連；

壓球裝置，所述壓球裝置具有生石灰粉末入口、提質煤粉末入口和物料球團出口，所述生石灰粉末入口與所述生石灰粉末出口相連，所述提質煤粉末入口與所述提質煤粉末出口相連；

電石爐，所述電石爐具有物料球團入口、電石出口和一氧化碳出口，所述物料球團入口與所述物料球團出口相連；

電石破碎裝置，所述電石破碎裝置具有電石入口和電石碎料出口，所述電石入口與所述電石出口相連；

乙炔發生器，所述乙炔發生器具有電石碎料入口、水入口和乙炔出口，所述電石碎料入口與所述電石碎料出口相連；

乙炔制苯反應器，所述制苯反應器具有乙炔入口，二氧化碳入口、一氧化碳入口、氫氣入口、甲烷入口和苯產物出口，所述乙炔入口與所述乙炔發生器的乙炔出口相連，所述二氧化碳入口與所述第一焦爐的二氧化碳出口相連，所述一氧化碳入口與所述電石爐的一氧化碳出口相連，所述氫氣入口和甲烷入口分別與所述第二焦爐的荒煤氣出口相連；

分離裝置，所述分離裝置具有苯產物入口、乙烯出口和苯出口，所述苯產物入口與所述苯產物出口相連。

在本發明的一些實施例中，所述第一焦爐與所述第二焦爐共用燃燒室。

在本發明的一些實施例中，所述第一焦爐包括多個，所述第二焦爐包括多個，所述多個第一焦爐與所述多個第二焦爐交替布置且每相鄰的第一焦爐和第二焦爐之間共用燃燒腔室。

附圖說明

圖1是根據本發明一個實施例的由低階煤制備苯的方法流程示意圖；

圖2是根據本發明一個實施例的由低階煤制備苯的系統結構示意圖。

圖3是根據本發明一個實施例的由低階煤制備苯的系統結構示意圖。

具體實施方式

下面詳細描述本發明的實施例，所述實施例的示例在附圖中示出，其中自始至終相同或類似的標號表示相同或類似的元件或具有相同或類似功能的元件。下面通過參考附圖描述的實施例是示例性的，旨在用于解釋本發明，而不能理解為對本發明的限制。

根據本發明的一個方面，本發明提出了由低階煤制備苯的方法，包括：(1)將石灰石和低階煤分別進行破碎處理，以便得到石灰石碎料和煤粉；(2)將石灰石碎料供給至焦爐內進行燒制處理，以便得到生石灰和二氧化碳；(3)將煤粉供給至焦爐內進行提質處理，以便得到提質煤和荒煤氣；(4)將生石灰和提質煤分別進行破碎處理，以便得到生石灰粉末和提質煤粉末；(5)將提質煤粉末和生石灰粉末進行混合和壓球處理，以便得到物料球團；(6)將物料球團供給至電石爐內進行電石反應，以便得到電石和一氧化碳；(7)將電石經破碎后在乙炔發生器內與水反應，以便得到乙炔；以及(8)將乙炔、步驟(3)產生的荒煤氣中的氫氣和甲烷、步驟(2)產生的二氧化碳以及步驟(6)產生的一氧化碳通入乙炔制苯反應器中并發生反應，以便獲得苯并副產乙烯。

由此采用本發明實施例的由低階煤制備苯的方法，首先由煤制芳烴，解決了由于石油資源有限帶來的芳烴產量限制的問題，實現了從低價值的低階煤到高附加值的芳烴的轉變過程。其次，將低階煤提質，氣體產物作為燃料氣和乙炔制苯反應原料氣；提質煤與生石灰生產電石，制備乙炔，作為乙炔制苯反應器的原料氣，實現了低階煤的清潔高效利用。因此，采用本發明實施例的由低階煤制備苯的系統能夠實現利用低階煤最大化制備苯，極大地提高了苯的產量，從而實現從低價值的煤到高附加值的苯的轉化，且具有流程簡單、加工難度低、工藝成本低且經濟性高的優點。

下面參考圖1詳細描述本發明具體實施例的由低階煤制備苯的方法。

S100：石灰石和低階煤的破碎處理

根據本發明的實施例，將石灰石和低階煤分別進行破碎處理，以便得到石灰石碎料和低階煤粉。

根據本發明的實施例，將石灰石和低階煤分別進行破碎處理，以便得到石灰石碎料和煤粉。

根據本發明的實施例，石灰石是碳酸鈣含量較高(一般在97％以上)，雜質較少的石灰石。發明人發現，通過將石灰石和低階煤分別進行粉碎處理，可以增大石灰石的表面積，且可以使低階煤與后續步驟中的其他物料充分混合，從而提高反應效率和產率。

根據本發明的實施例，石灰石碎料的平均粒徑可以不高于45mm，優選5-45mm。發明人發現，在后續燒制處理，如果石灰石碎料的粒徑過大，則無法充分轉化為生石灰，且會使所需能耗較高；而如果將石灰石粉碎至更小粒徑，則會顯著提高粉碎處理的成本。發明人通過大量實驗發現，將石灰石粉碎成平均粒徑為5-45mm的石灰石碎料，可以在保證粉碎處理成本較低的同時，使石灰石碎料制備生石灰的反應效率、能耗和產率最佳。

根據本發明的實施例，低階煤為揮發分大于35wt％的低品質煤。揮發分熱解所得的荒煤氣凈化可得到氫氣、甲烷、一氧化碳、輕質烴類等可燃組分，其中甲烷和氫氣可作為步驟S600中乙炔制苯反應器的原料，其余可燃氣體和步驟S400中電石爐得到的一部分一氧化碳可為步驟S200和步驟S300中焦爐的燃燒室的熱源，實現資源的有效利用。

根據本發明的實施例，低階煤粉的平均粒徑可以不高于25mm，優選5-25mm。發明人通過大量實驗意外地發現，如果低階煤粉的平均粒徑過大，則無法與石灰石充分混合，從而降低后續電石反應的效率，且會使所需能耗升高；而如果將低階煤粉碎至更小粒徑，則會顯著提高粉碎處理的成本。發明人通過大量實驗發現，將低階煤粉碎成平均粒徑為5-25mm的低階煤粉，可以在保證粉碎處理成本較低的同時，使后續電石反應的效率、能耗和產率最佳。

S200：焦爐內燒制石灰石碎料

根據本發明的實施例，將石灰石碎料供給至焦爐內進行燒制處理，以便得到生石灰和二氧化碳。由此通過焦爐可以有效地對石灰石碎料進行燒制處理，并得到生石灰和二氧化碳。

S300：焦爐內提質低階煤粉

根據本發明的實施例，將低階煤粉供給至焦爐內進行提質處理，以便得到提質煤和荒煤氣。

根據本發明的實施例，步驟S200中采用的焦爐與步驟S300中采用的焦爐共用燃燒室。由此可以有效降低能耗。根據本發明的實施例，步驟S200中的燒制處理和步驟S300的提質處理均是在1000攝氏度下進行12小時而共同完成的。由此可以有效地并且同時完成石灰石碎料燒制和低階煤粉的提質，進而得到生石灰和提質煤，并產生二氧化碳和大量的荒煤氣。二氧化碳和大量的荒煤氣均可以在后續制備苯的步驟進行再利用，進而提高資源利用率和降低制備苯的成本。

S400：生石灰和提質煤的破碎處理

根據本發明的實施例，將生石灰和提質煤分別進行破碎處理，以便得到生石灰粉末和提質煤粉末。

根據本發明的實施例，生石灰粉末和提質煤粉末的平均粒徑均小于20微米。將生石灰和提質煤粉碎成粉末后混合，可有效增加反應物的接觸面積，提高電石爐的反應效率，從而降低電石爐的反應能耗，增加處理量。

S500:混合和壓球處理

根據本發明的實施例，將提質煤粉末和生石灰粉末進行混合和壓球處理，以便得到物料球團。

根據本發明的實施例，該步驟中，提質煤與生石灰的質量比1：(1-2)。煤粉配比過高時，電石爐出料中殘炭較高，過低時生石灰過剩，影響所產電石質量。

根據本發明的實施例，物料球團的平均粒徑為10-40mm。將球團的粒徑控制在上述范圍內有利于傳熱，提高熱效率。

600：制備電石

根據本發明的實施例，將提質煤和生石灰混合后熱送至電石爐內進行電石反應，以便得到電石和一氧化碳。

S700：電石制備乙炔

根據本發明的實施例，將電石經破碎后在乙炔發生器內與水反應，以便得到乙炔。

根據本發明的實施例，該步驟中，可以將電石破碎至粒徑不高于80mm，優選將電石破碎至粒徑為50～80mm。發明人發現，如果電石的粒徑過大，則無法與水充分反應制備得到乙炔，且會使所需能耗升高；而如果將電石破碎至更小粒徑，則會顯著提高破碎處理的成本。發明人通過大量實驗發現，將電石破碎至粒徑為50～80mm，可以在保證破碎處理成本較低的同時，使制備乙炔的反應效率、能耗和產率最佳。

S800：乙炔制備苯

根據本發明的實施例，將乙炔、步驟S300產生的荒煤氣中的氫氣和甲烷、步驟S200產生的二氧化碳以及步驟S400產生的一氧化碳通入乙炔制苯反應器中并發生反應，以便獲得苯并副產乙烯。

本領域技術人員能夠理解的是，乙炔制苯反應器由加熱爐和至少一個石英管組成，且加熱爐內具有恒溫區，上述混合氣體由石英管入口進入加熱爐恒溫區，通過反應得到苯并副產乙烯，得到的苯和乙烯從石英管出口流出。

根據本發明的實施例，石英管內徑與恒溫區長度比例為1：(50～100)。發明人發現，石英管內徑與恒溫區長度的比例會影響反應管內部的熱場，從而改變反應的轉化率和選擇性。

根據本發明的實施例，石英管入口和出口的溫度可以不高于200攝氏度。發明人發現，當金屬管路中的溫度超過200攝氏度時，管路中的金屬會催化反應氣生成大量氫氣和一氧化碳，苯和乙烯等其他產物的產率幾乎降為0。

根據本發明的實施例，上述反應可以在600～1000攝氏度下進行。發明人發現，反應溫度過低時，乙炔轉化率大大降低；當反應溫度過高時，乙烯熱聚反應加劇，降低了苯等輕質產物的收率并增加了焦炭產率。

根據本發明的優選實施例，上述反應可以在850～950攝氏度下進行。發明人發現，在該溫度下進行反應，可以使反應的效率、能耗和產率最佳。

根據本發明的一個實施例，反應中乙炔、氫氣、甲烷、二氧化碳和一氧化碳的混合比例并不受特別限制，本領域技術人員可以根據實際需要進行選擇，根據本發明的具體實施例，反應中乙炔、氫氣、甲烷、二氧化碳和一氧化碳的體積比可以為(1～2)：(1～4)：(1～2)：(1～3)：(0.5～1)。發明人通過大量實驗意外地發現，乙炔比例的改變會影響乙炔的轉化率和焦炭的產率；氫氣比例改變會影響焦炭和乙烯、乙烷等加氫產物的產率；甲烷和一氧化碳比例改變會影響焦炭產率；二氧化碳比例改變會影響反應氣的分壓，從而影響反應深度。由此通過采用上述配比可以進一步提高乙炔產率。

根據本發明上述實施例的由低階煤制備苯的方法至少具有下列優點：

(1)由煤制芳烴，解決了由于石油資源有限帶來的芳烴產量限制的問題，實現了從低價值的低階煤到高附加值的芳烴的轉變過程。

(2)將低階煤提質，氣體產物作為燃料氣和乙炔制苯反應原料氣；提質煤與生石灰生產電石，制備乙炔，作為乙炔制苯反應器的原料氣，實現了低階煤的清潔高效利用。

(3)煤提質與石灰石燒制共用燃燒室，燃燒室燃料由煤提質富產的可燃氣提供，焦爐生產的熱料混合熱裝進入電石爐，均有效降低了工藝的能耗。

(4)將半焦與生石灰粉碎混合后壓球，再進入電石爐，顯著提高了煤與生石灰的接觸面積，提高反應效率，降低系統能耗。

在本發明的第二方面，本發明提出了一種實施前面實施例的由低階煤制備苯的方法的系統。根據本發明的實施例，參考圖2-3，該系統包括：石灰石破碎裝置100、低階煤破碎裝置200、第一焦爐300、第二焦爐400、生石灰破碎裝置500、提質煤破碎裝置600、壓球裝置700、電石爐800、電石破碎裝置900、乙炔發生器1000、乙炔制苯反應器1100和分離裝置12000。

其中，灰石破碎裝置100具有石灰石入口110和石灰石碎料出口120；

低階煤破碎裝置200具有低階煤入口210和低階煤粉出口220；

第一焦爐300灰石碎料入口310生灰出口320和二氧化碳出口330，石灰石碎料入口310與石灰石碎料出口120相連；

第二焦爐400具有低階煤粉入口410、提質煤出口420和荒煤氣出口430，低階煤粉入口410與低階煤粉出口220相連；

生石灰破碎裝置500具有生石灰入口510和生石灰粉末出口520，生石灰入口510與生石灰出口320相連；

提質煤破碎裝置600具有提質煤入口610和提質煤粉末出口620，提質煤入口610與提質煤出口420相連；

壓球裝置700具有生石灰粉末入口710、提質煤粉末入口720和物料球團出口730，生石灰粉末入口710與生石灰粉末出口520相連，提質煤粉末入口720與提質煤粉末出口620相連；

電石爐800具有物料球團入口810、電石出口820和一氧化碳出口830，物料球團入口810與物料球團出口730相連；

電石破碎裝置900具有電石入口910和電石碎料出口920，電石入口910與電石出口820相連；

乙炔發生器1000具有電石碎料入口1010、水入口1020和乙炔出口1030，電石碎料入口1010與電石碎料出口相920連；

制苯反應器1100具有乙炔入口1110，二氧化碳入口1120、一氧化碳入口1130、氫氣入口1140、甲烷入口1150和苯產物出口1160，乙炔入口1110與乙炔發生器1000的乙炔出口1030相連，二氧化碳入口1120與第一焦爐300的二氧化碳出口330相連，一氧化碳入口1130與電石爐800的一氧化碳出口830相連，氫氣入口1140和甲烷入口1150分別與第二焦爐400的荒煤氣出口430相連；

分離裝置1200具有苯產物入口1210、乙烯出口1220和苯出口1230，苯產物入口1210與苯產物出口1160相連。

由此，采用本發明實施例的由低階煤制備苯的系統，首先由煤制芳烴，解決了由于石油資源有限帶來的芳烴產量限制的問題，實現了從低價值的低階煤到高附加值的芳烴的轉變過程；其次，將低階煤提質，氣體產物作為燃料氣和乙炔制苯反應原料氣；提質煤與生石灰生產電石，制備乙炔，作為乙炔制苯反應器的原料氣，實現了低階煤的清潔高效利用；另外，煤提質與石灰石燒制共用燃燒室，燃燒室燃料由煤提質富產的可燃氣提供，焦爐生產的熱料混合熱裝進入電石爐，均有效降低了工藝的能耗。因此，采用本發明實施例的由低階煤制備苯的系統能夠實現利用粉煤最大化制備苯，極大地提高了苯的產量，從而實現從低價值的煤到高附加值的苯的轉化，且具有流程簡單、加工難度低、工藝成本低且經濟性高的優點。

下面參考圖2-3詳細描述本發明具體實施例的由粉煤制備苯的系統。

石灰石破碎裝置100

根據本發明的實施例，灰石破碎裝置100具有石灰石入口110和石灰石碎料出口120。由此，將石灰石進行破碎處理，以便得到石灰石碎料。

根據本發明的實施例，石灰石是碳酸鈣含量較高(一般在97％以上)，雜質較少的石灰石。發明人發現，通過將石灰石和低階煤分別進行粉碎處理，可以增大石灰石的表面積，且可以使低階煤與后續步驟中的其他物料充分混合，從而提高反應效率和產率。

根據本發明的實施例，石灰石碎料的平均粒徑可以不高于45mm，優選5-45mm。發明人發現，在后續燒制處理，如果石灰石碎料的粒徑過大，則無法充分轉化為生石灰，且會使所需能耗較高；而如果將石灰石粉碎至更小粒徑，則會顯著提高粉碎處理的成本。發明人通過大量實驗發現，將石灰石粉碎成平均粒徑為5-45mm的石灰石碎料，可以在保證粉碎處理成本較低的同時，使石灰石碎料制備生石灰的反應效率、能耗和產率最佳。

低階煤破碎裝置200

根據本發明的實施例，低階煤破碎裝置200具有低階煤入口210和低階煤粉出口220。由此，將低階煤進行破碎處理，以便得到低階煤粉。

根據本發明的實施例，低階煤為揮發分大于35wt％的低品質煤。揮發分熱解所得的荒煤氣凈化可得到氫氣、甲烷、一氧化碳、輕質烴類等可燃組分，其中甲烷和氫氣可作為步驟S600中乙炔制苯反應器的原料，其余可燃氣體和步驟S400中電石爐得到的一部分一氧化碳可為步驟S200和步驟S300中焦爐的燃燒室的熱源，實現資源的有效利用。

根據本發明的實施例，低階煤粉的平均粒徑可以不高于25mm，優選5-25mm。發明人通過大量實驗意外地發現，如果低階煤粉的平均粒徑過大，則無法與石灰石充分混合，從而降低后續電石反應的效率，且會使所需能耗升高；而如果將低階煤粉碎至更小粒徑，則會顯著提高粉碎處理的成本。發明人通過大量實驗發現，將低階煤粉碎成平均粒徑為5-25mm的低階煤粉，可以在保證粉碎處理成本較低的同時，使后續電石反應的效率、能耗和產率最佳。

第一焦爐300

根據本發明的實施例，第一焦爐300灰石碎料入口310生灰出口320和二氧化碳出口330，石灰石碎料入口310與石灰石碎料出口120相連。由此，將石灰石碎料供給至第一焦爐300內進行燒制處理，以便得到生石灰和二氧化碳。由此通過第一焦爐300可以有效地對石灰石碎料進行燒制處理，并得到生石灰和二氧化碳。

第二焦爐400

根據本發明的實施例，第二焦爐400具有低階煤粉入口410、提質煤出口420和荒煤氣出口430，低階煤粉入口410與低階煤粉出口220相連。由此，將低階煤粉供給至第二焦爐400內進行提質處理，以便得到提質煤和荒煤氣。

根據本發明的實施例，第一焦爐與第二焦爐共用燃燒室。由此可以有效降低能耗。根據本發明的具體實施例，第一焦爐300可以包括多個，第二焦爐400也可以包括多個，多個第一焦爐300與多個第二焦爐400交替布置且每相鄰的第一焦爐300和第二焦爐400之間共用燃燒腔室。由此可以最大限度地共用熱量，將能耗降到最低。

根據本發明的實施例，第一焦爐300內進行的燒制處理和第二焦爐400內進行的提質處理均是在1000攝氏度下進行12小時而共同完成的。由此可以有效地并且同時完成石灰石碎料燒制和低階煤粉的提質，進而得到生石灰和提質煤，并產生二氧化碳和大量的荒煤氣。二氧化碳和大量的荒煤氣均可以在后續制備苯的步驟進行再利用，進而提高資源利用率和降低制備苯的成本。

生石灰破碎裝置500

生石灰破碎裝置500具有生石灰入口510和生石灰粉末出口520，生石灰入口510與生石灰出口320相連。將生石灰進行破碎處理，以便得到生石灰粉末。

根據本發明的實施例，生石灰粉末的平均粒徑均小于20微米。將生石灰和提質煤粉碎成粉末后混合，可有效增加反應物的接觸面積，提高電石爐的反應效率，從而降低電石爐的反應能耗，增加處理量。

提質煤破碎裝置600

提質煤破碎裝置600具有提質煤入口610和提質煤粉末出口620，提質煤入口610與提質煤出口420相連。將提質煤進行破碎處理，以便得到提質煤粉末。

根據本發明的實施例，提質煤粉末的平均粒徑均小于20微米。將生石灰和提質煤粉碎成粉末后混合，可有效增加反應物的接觸面積，提高電石爐的反應效率，從而降低電石爐的反應能耗，增加處理量。

壓球裝置700

壓球裝置700具有生石灰粉末入口710、提質煤粉末入口720和物料球團出口730，生石灰粉末入口710與生石灰粉末出口520相連，提質煤粉末入口720與提質煤粉末出口620相連。由此，將提質煤粉末和生石灰粉末進行混合和壓球處理，以便得到物料球團。

根據本發明的實施例，提質煤與生石灰的質量比1：(1-2)。煤粉配比過高時，電石爐出料中殘炭較高，過低時生石灰過剩，影響所產電石質量。

根據本發明的實施例，物料球團的平均粒徑為10-40mm。將球團的粒徑控制在上述范圍內有利于傳熱，提高熱效率。

電石爐800

根據本發明的實施例，電石爐800具有物料球團入口810、電石出口820和一氧化碳出口830，物料球團入口810與物料球團出口730相連。將提質煤和生石灰混合物料熱送至電石爐內進行電石反應，以便得到電石和一氧化碳。一氧化碳可以作為后續制苯反應原料，進而提高資源利用率。

電石破碎裝置900

根據本發明的實施例，電石破碎裝置900具有電石入口910和電石碎料出口920，電石入口910與電石出口820相連。由此可以將電石破碎至合適粒徑。

根據本發明的實施例，可以將電石破碎至粒徑不高于80mm，優選將電石破碎至粒徑為50～80mm。發明人發現，如果電石的粒徑過大，則無法與水充分反應制備得到乙炔，且會使所需能耗升高；而如果將電石破碎至更小粒徑，則會顯著提高破碎處理的成本。發明人通過大量實驗發現，將電石破碎至粒徑為50～80mm，可以在保證破碎處理成本較低的同時，使制備乙炔的反應效率、能耗和產率最佳。

乙炔發生器1000

根據本發明的實施例，乙炔發生器1000具有電石碎料入口1010、水入口1020和乙炔出口1030，電石碎料入口1010與電石碎料出口相920連。由此，將電石經破碎后在乙炔發生器1000內與水反應，以便得到乙炔。

乙炔制苯反應器1100

根據本發明的實施例，制苯反應器1100具有乙炔入口1110，二氧化碳入口1120、一氧化碳入口1130、氫氣入口1140、甲烷入口1150和苯產物出口1160，乙炔入口1110與乙炔發生器1000的乙炔出口1030相連，二氧化碳入口1120與第一焦爐300的二氧化碳出口330相連，一氧化碳入口1130與電石爐800的一氧化碳出口830相連，氫氣入口1140和甲烷入口1150分別與第二焦爐400的荒煤氣出口430相連。

由此，將乙炔、第二焦爐400內產生的荒煤氣中的氫氣和甲烷、第一焦爐300內產生的二氧化碳以及電石爐800內產生的一氧化碳通入乙炔制苯反應器中并發生反應，以便獲得苯并副產乙烯。

本領域技術人員能夠理解的是，乙炔制苯反應器由加熱爐和至少一個石英管組成，且加熱爐內具有恒溫區，上述混合氣體由石英管入口進入加熱爐恒溫區，通過反應得到苯并副產乙烯，得到的苯和乙烯從石英管出口流出。

根據本發明的實施例，石英管內徑與恒溫區長度比例為1：(50～100)。發明人發現，石英管內徑與恒溫區長度的比例會影響反應管內部的熱場，從而改變反應的轉化率和選擇性。

根據本發明的實施例，石英管入口和出口的溫度可以不高于200攝氏度。發明人發現，當金屬管路中的溫度超過200攝氏度時，管路中的金屬會催化反應氣生成大量氫氣和一氧化碳，苯和乙烯等其他產物的產率幾乎降為0。

根據本發明的實施例，上述反應可以在600～1000攝氏度下進行。發明人發現，反應溫度過低時，乙炔轉化率大大降低；當反應溫度過高時，乙烯熱聚反應加劇，降低了苯等輕質產物的收率并增加了焦炭產率。

根據本發明的優選實施例，上述反應可以在850～950攝氏度下進行。發明人發現，在該溫度下進行反應，可以使反應的效率、能耗和產率最佳。

根據本發明的一個實施例，反應中乙炔、氫氣、甲烷、二氧化碳和一氧化碳的混合比例并不受特別限制，本領域技術人員可以根據實際需要進行選擇，根據本發明的具體實施例，反應中乙炔、氫氣、甲烷、二氧化碳和一氧化碳的體積比可以為(1～2)：(1～4)：(1～2)：(1～3)：(0.5～1)。發明人通過大量實驗意外地發現，乙炔比例的改變會影響乙炔的轉化率和焦炭的產率；氫氣比例改變會影響焦炭和乙烯、乙烷等加氫產物的產率；甲烷和一氧化碳比例改變會影響焦炭產率；二氧化碳比例改變會影響反應氣的分壓，從而影響反應深度。由此通過采用上述配比可以進一步提高乙炔產率。

分離裝置1200

根據本發明的實施例，分離裝置1200具有苯產物入口1210、乙烯出口1220和苯出口1230，苯產物入口1210與苯產物出口1160相連。分離裝置1200適于將乙炔制苯反應器1100中獲得的苯和副產的乙烯分離。

由此，根據本發明實施例的由低階煤制備苯的系統通過分別將石灰石和低階煤進行粉碎處理得到石灰石碎料和低階煤粉，并將石灰石碎料和低階煤粉在共用燃燒室的焦爐內進行燒制和提質，降低能耗。得到提質煤和生石灰的混合物料經電石反應得到電石和一氧化碳，進一步將電石與水反應，得到乙炔，最后將乙炔與氫氣、甲烷、前面反應產生的二氧化碳和一氧化碳混合通入乙炔制苯反應器進行反應，以便獲得目標產物苯并副產乙烯，進而通過分離裝置將二者分離。采用本發明的由低階煤制備苯的系統能夠實現利用低階煤最大化制備苯，極大地提高了苯的產量，從而實現從低價值的低階煤到高附加值的苯的轉化，且具有流程簡單、加工難度低、工藝成本低且經濟性高的優點。

下面參考具體實施例，對本發明進行描述，需要說明的是，這些實施例僅僅是描述性的，而不以任何方式限制本發明。

實施例1

將石灰石粉碎至45mm以下，選用5～45mm粒徑，經皮帶運輸至焦爐燒制。將中低階煤粉碎至25mm以下，選用5～25mm粒徑，經皮帶運輸至焦爐熱解。中低階煤與石灰石質量比為1:2，焦爐燃燒室加熱溫度為1000℃。經過12h燒制和熱解后，提質煤與生石灰粉碎至粒徑小于20μm，混合后的物料進入壓球裝置成型，成型后的球團裝入電石生產系統的高位料槽中，再裝入電石爐生產電石。所生產的電石冷卻粉碎，將電石的粒徑控制在50～80mm之間，進入乙炔發生器中反應得到乙炔。經過本系統，1000kg中低階煤與2000kg石灰石可得到355kg左右的乙炔、88kg左右的氫氣、234kg左右的甲烷、800kg二氧化碳和403kg一氧化碳。所得的乙炔、氫氣、甲烷、二氧化碳和191kg一氧化碳均通入乙炔制苯反應器中進行反應，混合氣的反應停留時間為10s，反應溫度為900℃，反應器使用由內徑為4mm的石英管組成的管束，反應器恒溫區為300mm。生產得到166kg苯和92kg乙烯。

在本說明書的描述中，參考術語“一個實施例”、“一些實施例”、“示例”、“具體示例”、或“一些示例”等的描述意指結合該實施例或示例描述的具體特征、結構、材料或者特點包含于本發明的至少一個實施例或示例中。在本說明書中，對上述術語的示意性表述不必針對的是相同的實施例或示例。而且，描述的具體特征、結構、材料或者特點可以在任一個或多個實施例或示例中以合適的方式結合。此外，在不相互矛盾的情況下，本領域的技術人員可以將本說明書中描述的不同實施例或示例以及不同實施例或示例的特征進行結合和組合。

盡管上面已經示出和描述了本發明的實施例，可以理解的是，上述實施例是示例性的，不能理解為對本發明的限制，本領域的普通技術人員在本發明的范圍內可以對上述實施例進行變化、修改、替換和變型。