制备烯烃和芳烃的系统及方法 |
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| 申请号 | CN201710091094.1 | 申请日 | 2017-02-20 | 公开(公告)号 | CN106866333A | 公开(公告)日 | 2017-06-20 |
| 申请人 | 北京神雾环境能源科技集团股份有限公司; | 发明人 | 史雪君; 余海鹏; 苏二强; 刘周恩; 吴黎阳; 史东军; 黄伟; 吴道洪; | ||||
| 摘要 | 本 发明 公开了一种制备烯 烃 和芳烃的系统和方法，该系统包括：预处理单元，具有低阶 煤 入口、生石灰入口和混合球团出口； 热解 装置，具有混合球团入口、热解油气出口和热解固体出口；电石 冶炼 装置，具有热解固体入口、尾气出口和液态电石出口； 脱硫 装置，具有热解油气入口、尾气入口和脱硫气出口；变换装置，具有脱硫气入口、 水 蒸汽 入口和变换气出口；乙炔发生装置，具有电石入口、水入口、乙炔气出口和电石渣出口；芳烃‑烯烃反应装置，具有变换气入口、乙炔气入口和含芳烃烯烃气体出口。该系统具有流程短、占地面积少、能耗低、投资少及等CO2 排量 较少等优点，且采用该系统所得的乙炔的转化率为99％以上，苯的收率为54％以上，乙烯的收率为37％以上。 | ||||||
| 权利要求 | 1.一种制备烯烃和芳烃的系统，其特征在于，包括： |
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| 说明书全文 | 制备烯烃和芳烃的系统及方法技术领域[0001] 本发明属于化工材料制备方法技术领域，具体而言，本发明涉及制备烯烃和芳烃的系统及方法。 背景技术[0002] 芳烃和烯烃都是重要的石油化工原料，其下游产品广泛的应用于环境、能源、工业、生物等领域。然而，烯烃主要是由石油烃裂解的方法制得，芳烃来源于煤和石油，煤干馏过程中能生成多种芳烃，世界总产量中90％以上的芳烃主要从石油产品中提取。我国富煤缺油少气，石油对外依存度高，这对于石油储备并不丰富的我国来说形成了严重的战略威胁。因此，寻求另一种新的来源和工艺方法制备大宗基础化工原料——芳烃和烯烃，以在工业生产领域替代石油作为原料，能够很大程度上缓解我国对于石油的依赖性。随着石油资源日益枯竭，发展煤化工为原料的化工过程成为替代石油化工路线的重要过程。在煤化工技术中，以煤为原料通过甲醇制烯烃即煤基甲醇制烯烃，是以煤为原料合成甲醇后再通过甲醇制取乙烯、丙烯等烯烃的技术，但煤制烯烃投资大、融资难度大、原材料及能耗大、水耗高，尤其是对于水的需求大导致在缺水的区域无法进行。 [0003] 因此，现有制备烯烃和芳烃的技术有待进一步改进。 发明内容[0004] 本发明旨在至少在一定程度上解决相关技术中的技术问题之一。为此，本发明的一个目的在于提出一种制备烯烃和芳烃的系统和方法，该系统具有流程短、占地面积少、能耗低、投资少及等CO2排量较少等优点，且采用该系统所得的乙炔的转化率为99％以上，苯的收率为54％以上，乙烯的收率为37％以上。 [0005] 在本发明的一个方面，本发明提出了一种制备烯烃和芳烃的系统。根据本发明的实施例，所述系统包括： [0006] 预处理单元，所述预处理单元具有低阶煤入口、生石灰入口和混合球团出口； [0008] 电石冶炼装置，所述电石冶炼装置具有热解固体入口、尾气出口和液态电石出口，所述热解固体入口与所述热解固体出口相连； [0009] 脱硫装置，所述脱硫装置具有热解油气入口、尾气入口和脱硫气出口，所述热解油气入口与所述热解油气出口相连，所述尾气入口与所述尾气出口相连； [0010] 变换装置，所述变换装置具有脱硫气入口、水蒸汽入口和变换气出口，所述脱硫气入口与所述脱硫气出口相连； [0011] 乙炔发生装置，所述乙炔发生装置具有电石入口、水入口、乙炔气出口和电石渣出口，所述电石入口与所述液态电石出口相连； [0012] 芳烃-烯烃反应装置，所述芳烃-烯烃反应装置具有变换气入口、乙炔气入口和含芳烃烯烃气体出口，所述变换气入口与所述变换气出口相连，所述乙炔气入口与所述乙炔气出口相连。 [0013] 根据本发明实施例的制备烯烃和芳烃的系统通过将低阶煤与生石灰进行预处理，使得低阶煤和生石灰充分接触，从而增加后续热解装置中混合球团的热解效率；然后通过热解处理可以脱除混合球团中低阶煤中的部分硫和汞等有害元素，得到热解油气和热解固体，并将所得热解固体热送至电石冶炼装置，从而可以充分利用热解固体的显热，提高整个系统的热效率，并降低电石冶炼装置的能耗，在电石冶炼装置中，热解固体中的碳和氧化钙反应，得到含有一氧化碳的尾气和液态电石碳化钙，而热解过程中得到的热解油气和电石冶炼过程中得到的尾气供给至脱硫装置中进行处理，热解油气和尾气中的H2S、COS和CS2被除去，使得最后所得的脱硫气中的硫含量降至0.03ppm以下；然后将脱硫气供给至变换装置中，脱硫气中的一氧化碳与水蒸汽接触，得到含有甲烷、二氧化碳和氢气的变换气；而电石冶炼装置中得到的液态电石在乙炔发生装置中，遇水立即发生激烈反应，得到乙炔气和电石渣；然后将所得含有甲烷、二氧化碳和氢气的变换气与乙炔气供给至芳烃-烯烃反应装置，可制得含芳烃和烯烃气体。由此，采用该系统可以将价格低廉的低阶煤替代价格昂贵的块状焦炭、兰炭、无烟煤等优质资源作为电石生产的碳素原料，可以显著降低电石生产成本，进而降低烯烃和芳烃的生产成本，并且该系统具有流程短、占地面积少、能耗低、投资少及等CO2排量较少等优点，且采用该系统所得的乙炔的转化率为99％以上，苯的收率为54％以上，乙烯的收率为37％以上。 [0014] 另外，根据本发明上述实施例的制备烯烃和芳烃的系统，还可以具有如下附加的技术特征： [0015] 在本发明的一些实施例中，所述制备烯烃和芳烃的系统进一步包括：分离装置，所述分离装置具有含芳烃烯烃气体入口、乙烯出口和芳烃出口，所述含芳烃烯烃气体入口与所述含芳烃烯烃气体出口相连。由此，可以分别得到乙烯和芳烃。 [0016] 在本发明的一些实施例中，所述制备烯烃和芳烃的系统进一步包括：水泥制备装置，所述水泥制备装置具有电石渣入口、粘土入口、铁矿入口、煤入口、添加剂入口和水泥出口，所述电石渣入口与所述电石渣出口相连。由此，可实现电石渣的回收利用。 [0017] 在本发明的一些实施例中，所述预处理单元包括依次相连的破碎装置、筛分装置、磨细装置、混合装置和成型装置。由此，有利于实现低阶煤与生石灰接触充分，从而提高后续热解效率。 [0018] 在本发明的再一个方面，本发明提出了一种采用上述制备烯烃和芳烃的系统制备烯烃和芳烃的方法，根据本发明的实施例，该方法包括： [0019] (1)将低阶煤和生石灰供给至所述预处理单元中进行处理，以便得到混合球团； [0020] (2)将所述混合球团供给至所述热解装置中进行热解，以便得到热解油气和热解固体； [0021] (3)将所述热解固体供给至所述电石冶炼装置中进行冶炼处理，以便得到尾气和液态电石； [0022] (4)将所述热解油气和所述尾气供给至所述脱硫装置中进行脱硫处理，以便得到脱硫气； [0023] (5)将所述脱硫气和水蒸汽供给至所述变换装置中进行变换制氢，以便得到变换气； [0024] (6)将所述液态电石供给预处理单元和水供给至所述乙炔发生装置中进行反应，以便得到乙炔气和电石渣； [0025] (7)将所述变换气和所述乙炔气供给至所述芳烃-烯烃反应装置中进行反应，以便得到含芳烃烯烃气体。 [0026] 由此，根据本发明实施例的制备烯烃和芳烃的方法通过将低阶煤与生石灰进行预处理，使得低阶煤和生石灰充分接触，从而增加后续热解装置中混合球团的热解效率；然后通过热解处理可以脱除混合球团中低阶煤中的部分硫和汞等有害元素，得到热解油气和热解固体，并将所得热解固体热送至电石冶炼装置，从而可以充分利用热解固体的显热，提高整个系统的热效率，并降低电石冶炼装置的能耗，在电石冶炼装置中，热解固体中的碳和氧化钙反应，得到含有一氧化碳的尾气和液态电石碳化钙，而热解过程中得到的热解油气和电石冶炼过程中得到的尾气供给至脱硫装置中进行处理，热解油气和尾气中的H2S、COS和CS2被除去，使得最后所得的脱硫气中的硫含量降至0.03ppm以下；然后将脱硫气供给至变换装置中，脱硫气中的一氧化碳与水蒸汽接触，得到含有甲烷、二氧化碳和氢气的变换气；而电石冶炼装置中得到的液态电石在乙炔发生装置中，遇水立即发生激烈反应，得到乙炔气和电石渣；然后将所得含有甲烷、二氧化碳和氢气的变换气与乙炔气供给至芳烃-烯烃反应装置，可制得含芳烃和烯烃气体。由此，采用该方法可以将价格低廉的低阶煤替代价格昂贵的块状焦炭、兰炭、无烟煤等优质资源作为电石生产的碳素原料，可以显著降低电石生产成本，进而降低烯烃和芳烃的生产成本，并且该系统具有流程短、占地面积少、能耗低、投资少及等CO2排量较少等优点，且采用该方法所得的乙炔的转化率为99％以上，苯的收率为 54％以上，乙烯的收率为37％以上。 [0027] 在本发明的一些实施例中，所述制备烯烃和芳烃的方法进一步包括：(8)将所述含芳烃烯烃气体供给至所述分离装置中进行分离处理，以便得到乙烯和芳烃。由此，可以分别得到乙烯和芳烃。 [0028] 在本发明的一些实施例中，所述制备烯烃和芳烃的方法进一步包括：(9)将所述电石渣、粘土、铁矿、煤、添加剂供给至所述水泥制备装置中，以便得到水泥。由此，可实现电石渣的回收利用。 [0029] 在本发明的一些实施例中，在步骤(1)中，所述预处理依次包括破碎处理、筛分处理、磨细处理、混合处理和成型处理。由此，有利于实现低阶煤与生石灰接触充分，从而提高后续热解效率。 [0030] 在本发明的一些实施例中，在步骤(1)中，所述低阶煤为选自长焰煤、气煤、肥煤、焦煤、贫煤和瘦煤中的至少一种。由此，可以显著降低烯烃和芳烃的生产成本。 [0031] 在本发明的一些实施例中，在步骤(5)中，所述脱硫气与所述水蒸汽的体积比为(1.2～3)：2。 [0033] 本发明的上述和/或附加的方面和优点从结合下面附图对实施例的描述中将变得明显和容易理解，其中： [0034] 图1是根据本发明一个实施例的制备烯烃和芳烃的系统结构示意图； [0035] 图2是根据本发明再一个实施例的制备烯烃和芳烃的系统结构示意图； [0036] 图3是根据本发明又一个实施例的制备烯烃和芳烃的系统结构示意图； [0037] 图4是根据本发明一个实施例的制备烯烃和芳烃的方法流程示意图； [0038] 图5是根据本发明再一个实施例的制备烯烃和芳烃的方法流程示意图； [0039] 图6是根据本发明又一个实施例的制备烯烃和芳烃的方法流程示意图； [0040] 图7是根据本发明又一个实施例的制备烯烃和芳烃的系统结构示意图。 具体实施方式[0041] 下面详细描述本发明的实施例，所述实施例的示例在附图中示出，其中自始至终相同或类似的标号表示相同或类似的元件或具有相同或类似功能的元件。下面通过参考附图描述的实施例是示例性的，旨在用于解释本发明，而不能理解为对本发明的限制。 [0042] 在本发明中，除非另有明确的规定和限定，术语“安装”、“相连”、“连接”、“固定”等术语应做广义理解，例如，可以是固定连接，也可以是可拆卸连接，或成一体；可以是机械连接，也可以是电连接；可以是直接相连，也可以通过中间媒介间接相连，可以是两个元件内部的连通或两个元件的相互作用关系，除非另有明确的限定。对于本领域的普通技术人员而言，可以根据具体情况理解上述术语在本发明中的具体含义。 [0043] 在本发明的一个方面，本发明提出了一种制备烯烃和芳烃的系统。根据本发明的实施例，参考图1，该系统包括：预处理单元100、热解装置200、电石冶炼装置300、脱硫装置400、变换装置500、乙炔发生装置600和芳烃-烯烃反应装置700。 [0044] 根据本发明的实施例，预处理单元100具有低阶煤入口101、生石灰入口102和混合球团出口103，且适于将低阶煤和生石灰进行处理，以便得到混合球团。由此，有利于增加低阶煤与生石灰的接触面积，使得低阶煤和生石灰接触充分，从而增加后续热解装置中混合球团的热解效率。 [0045] 根据本发明的一个实施例，低阶煤并不受特别限制，本领域技术人员可以根据实际需要进行选择，根据本发明的一个具体实施例，低阶煤可以为选自长焰煤、气煤、肥煤、焦煤、贫煤和瘦煤中的至少一种。由此，可实现价格低廉的低阶煤替代价格高昂的块状焦碳、兰炭、无烟煤等优质资源作为生产电石的碳素原料的目的，使得系统能耗低，而且热解过程中能获得高附加值的热解油气，有效提高了工艺的整体经济性。 [0046] 根据本发明的再一个实施例，预处理单元包括依次相连的破碎装置、筛分装置、磨细装置、混合装置和成型装置。具体的，低阶煤经破碎和筛分至3～5mm，之后磨至150μm以下，生石灰经破碎和筛分至3～5mm，再磨至150μm以下，然后将磨细后的低阶煤和生石灰按照质量比(0.8-1.3)：1进行混合，使二者充分接触，经成型后得到混合球团。由此，有利于增加低阶煤与生石灰的接触面积，使得低阶煤和生石灰接触充分，从而增加后续热解装置中混合球团的热解效率。 [0047] 根据本发明的实施例，热解装置200具有混合球团入口201、热解油气出口202和热解固体出口203，混合球团入口201与混合球团出口103相连，且适于将混合球团进行热解，以便得到热解油气和热解固体。具体的，混合球团的热解温度为800-900摄氏度，通过热解处理，可以脱除混合球团低阶煤中的部分硫和汞等有害元素，且热解过程中能副产大量的热解油气，有效提高了系统的经济性，所得热解固体产物温度为600～800摄氏度。需要说明的是，热解装置并不受特别限制，本领域技术人员可以根据实际需要进行选择，例如可以为转底炉。 [0048] 根据本发明的实施例，电石冶炼装置300具有热解固体入口301、尾气出口302和液态电石303出口，热解固体入口301与热解固体出口203相连，其适于将热解固体进行冶炼处理，以便得到尾气和液态电石。具体的，将温度为600-800摄氏度的热解固体热送至电石冶炼装置中，可充分利用热解固体的显热，提高整个系统的热效率，并降低电石冶炼装置的能耗，在电石冶炼装置中，冶炼温度为1600-2000摄氏度，热解固体中的碳和氧化钙反应，得到含有一氧化碳的尾气和液态电石碳化钙。电石冶炼装置中的反应式为： [0049] 3C+CaO→CaC2+CO (1) [0050] 根据本发明的实施例，脱硫装置400具有热解油气入口401、尾气入口402和脱硫气出口403，热解油气入口401与热解油气出口202相连，尾气入口402与尾气出口302相连，且适于将热解油气和尾气进行脱硫处理，以便得到脱硫气。具体的，热解油气和尾气先经沉降室进行沉降处理，以便除去热解油气和尾气中的大颗粒粉尘；然后进入副产蒸汽的废锅内，此时热解油气和尾气的温度降至210～230摄氏度，在废锅内经电袋联合除尘，对热解油气和尾气的除尘效率可达99.9％；继而进入冷却器内，用循环水将热解油气和尾气冷却到40摄氏度；再通过电除焦油器，脱除热解油气和尾气中的焦油；接着热解油气和尾气经压缩机压缩到0.4～1.0MPa(G)，并输送到脱硫塔内，脱硫塔包括常温脱硫塔和精脱硫塔，常温脱硫塔内装填有精脱硫剂，精脱硫剂为选自氧化铁、氧化锌和活性炭脱硫剂中的至少之一，热解油气和尾气经常温脱硫塔后，其中的H2S和COS的总量脱至不大于0.03ppm，经常温脱硫塔后脱硫的热解油气和尾气的混合气再与热解装置所得的热解油气和电石冶炼装置所得的尾气的混合气(温度约780-850摄氏度)进行换热，使得经常温脱硫塔后脱硫的热解油气和尾气的混合气的温度提升至130～200摄氏度，然后该混合气进入精脱硫塔，精脱硫塔内有水解催化剂，水解催化剂可以为以改性的氧化铝、氧化钛或其混合物为主要成分并浸渍一定量的碱金属、碱土金属或过渡金属中的至少之一，经精馏塔后，热解油气和尾气中的CS2脱至总量不大于0.01ppm，然后经活性炭塔中的活性炭吸附，使得热解油气和尾气中的总S含量降至0.03ppm以下，最后将脱硫后的热解油气和尾气通入脱水塔，通过分子筛将热解油气和尾气中的水分脱到10ppm以下，得到脱硫气。 [0051] 根据本发明的实施例，变换装置500具有脱硫气入口501、水蒸汽入口502和变换气出口503，脱硫气入口501与脱硫气出口403相连，且适于将脱硫气和水蒸汽进行变换制氢，以便得到变换气。具体的，脱硫气与水蒸汽一起进入混合器，使脱硫气和水蒸汽混合充分，得到混合气，接着混合气进入热交换器，在热交换器内，通过将发生了CO变换制氢反应的初始变换气与混合气换热，使得混合气的温度由40摄氏度升至300-360摄氏度，而初始变换气则由350-400摄氏度降至150-180摄氏度，由此，显著提高了变换装置中的热利用效率，提高了系统的经济性。混合气在高温的作用下，混合气中的CO与水蒸汽反应，生成CO2和氢气，如此，实现了CO变换制氢的目的。再将上述经换热过后的初始变换气通入水冷器，使得其温度降至40摄氏度左右，然后进入气液分离器进行气液分离，得到变换气。CO与水蒸汽变换产生H2的反应式为： [0052] CO+H2O→CO2+H2 (2) [0053] 根据本发明的一个实施例，脱硫气与水蒸汽体积比并不受特别限制，本领域技术人员可以根据实际需要进行选择，根据本发明的一个具体实施例，脱硫气与水蒸汽体积比可以为(1.2～3)：2。发明人发现，当脱硫气与水蒸汽的体积比过高时，会导致变换不完全，而当脱硫气与水蒸汽的体积比过低则增加变换能耗。 [0054] 根据本发明的实施例，乙炔发生装置600具有电石入口601、水入口602、乙炔气出口603和电石渣出口604，电石入口601与液态电石出口303相连，且适于将经预处理后的液态电石和水进行反应，以便得到乙炔气和电石渣。具体的，先将电石冶炼装置中所得的液态电石进行预处理，预处理主要为冷却和破碎，液态电石经冷却后变为固态电石，经破碎后电石粒径为小于5mm，水与电石的质量比约为(1～1.8)：1，水以雾态喷在电石上，有利于提高电石的水解率，电石在水解过程中产生大量的反应热，反应热由多余的水汽化带走，得到电石渣和乙炔气，其中，电石渣为含水量4wt％～10wt％的干粉末，温度为100～110摄氏度，乙炔气含水量为75wt％，温度为90～100摄氏度。在乙炔发生装置中，电石的水解率大于99.5％，乙炔的收率大于98.5％。反应生成的乙炔气经洗涤冷却后进入清净塔用浓硫酸溶液喷淋清洗，然后进入碱中和塔，碱中和塔中喷淋10wt％～14wt％的NaOH溶液，然后对乙炔气进行增压和干燥，得到磷化氢含量低于0.01ppm、硫化氢含量低于0.03ppm、砷化氢含量低于0.1ppb和水的含量低于10ppm的乙炔气。电石与水反应产生乙炔气的反应式为： [0055] CaC2+2H2O＝Ca(OH)2+C2H2↑ (3) [0056] 根据本发明的实施例，芳烃-烯烃反应装置700具有变换气入口701、乙炔气入口702和含芳烃烯烃气体出口703，变换气入口701与变换气出口503相连，乙炔气入口702与乙炔气出口603相连，且适于将变换气和乙炔气进行反应，以便得到含芳烃烯烃气体。具体的，芳烃-烯烃反应装置采用滴流床作为反应器，滴流床反应器所用的液相溶剂为选自二氯甲烷和N-甲基吡咯烷酮中的至少之一，催化剂为：采用钯为主活性组分，镍、钴和铜为助剂，三氧化二铝为载体的陶瓷蜂窝体催化剂，滴流床反应器中的反应压力为0.2～1.5MPa，反应温度为50～220摄氏度。变换气和乙炔气混合后的成分构成为：约10％-30％体积乙炔、约5％～20％体积甲烷、约5％～20％体积二氧化碳和约10％～80％体积氢气，反应后，得到含芳烃烯烃气体。 [0057] 根据本发明实施例的制备烯烃和芳烃的系统通过将低阶煤与生石灰进行预处理，使得低阶煤和生石灰充分接触，从而增加后续热解装置中混合球团的热解效率；然后通过热解处理可以脱除混合球团中低阶煤中的部分硫和汞等有害元素，得到热解油气和热解固体，并将所得热解固体热送至电石冶炼装置，从而可以充分利用热解固体的显热，提高整个系统的热效率，并降低电石冶炼装置的能耗，在电石冶炼装置中，热解固体中的碳和氧化钙反应，得到含有一氧化碳的尾气和液态电石碳化钙，而热解过程中得到的热解油气和电石冶炼过程中得到的尾气供给至脱硫装置中进行处理，热解油气和尾气中的H2S、COS和CS2被除去，使得最后所得的脱硫气中的硫含量降至0.03ppm以下；然后将脱硫气供给至变换装置中，脱硫气中的一氧化碳与水蒸汽接触，得到含有甲烷、二氧化碳和氢气的变换气；而电石冶炼装置中得到的液态电石在乙炔发生装置中，遇水立即发生激烈反应，得到乙炔气和电石渣；然后将所得含有甲烷、二氧化碳和氢气的变换气与乙炔气供给至芳烃-烯烃反应装置，可制得含芳烃和烯烃气体。由此，采用该系统可以将价格低廉的低阶煤替代价格昂贵的块状焦炭、兰炭、无烟煤等优质资源作为电石生产的碳素原料，可以显著降低电石生产成本，进而降低烯烃和芳烃的生产成本，并且该系统具有流程短、占地面积少、能耗低、投资少及等CO2排量较少等优点，且采用该系统所得的乙炔的转化率为99％以上，苯的收率为54％以上，乙烯的收率为37％以上。 [0058] 根据本发明的实施例，参考图2，上述制备烯烃和芳烃的系统进一步包括：分离装置800。 [0059] 根据本发明的实施例，分离装置800具有含芳烃烯烃气体入口801、乙烯出口802和芳烃出口803，含芳烃烯烃气体入口801与含芳烃烯烃气体出口703相连，且适于将含芳烃烯烃气体进行分离处理，以便得到乙烯和芳烃。具体的，将来自芳烃-烯烃反应装置的含芳烃烯烃气体压缩至3.5-4.0MPa，然后深度冷却至163～169摄氏度，得到含芳烃烯烃液体；该液体进入脱乙烷塔，经脱乙烷塔作用后，得到的气相产品进入乙烯精馏塔得到乙烯产品，得到的液相产品进入脱丙烷塔；经脱丙烷塔作用后，得到的气相产品进入丙烯精馏塔得到丙烯产品，得到的液相产品进入脱丁烷塔；经脱丁烷塔作用后，得到的气相产品进入丁烯精馏塔得到丁烯产品，得到的液相产品为混合的C5及以上的烃。 [0060] 根据本发明的实施例，参考图3，上述制备烯烃和芳烃的系统进一步包括：水泥制备装置900。 [0061] 根据本发明的实施例，水泥制备装置900具有电石渣入口901、粘土入口902、铁矿入口903、煤入口904、添加剂入口905和水泥出口906，电石渣入口901与电石渣出口604相连，且适于将电石渣、粘土、铁矿、煤和添加剂进行处理，以便得到水泥。具体的，乙炔发生装置产生的电石渣经埋刮板机和管胶带机密闭输送到水泥制备装置，电石渣、粘土、铁矿和煤经破碎后按照质量比(67-80)：(10-25)：(0.5-1.5)：(8.5-11)进行混合、磨细，调配成为成分合适、量质均匀的生料，然后将生料放在水泥窑内煅烧至部分熔融，得到水泥熟料，往水泥熟料中加入适量添加剂共同磨细为水泥。添加剂可以为石膏(5wt％左右)加混合材(20wt％左右)或者为石膏(5wt％左右)加外加剂(1wt％左右)。 [0062] 如上所述，根据本发明实施例的制备烯烃和芳烃的系统可具有选自下列的优点至少之一： [0063] 根据本发明实施例的制备烯烃和芳烃的系统不仅提供了一种新型的低阶煤制备芳烃和烯烃的工艺，拓展了煤化工路线，而且为进一步发展芳烃和烯烃下游精细化工产品提供了一条技术路线； [0064] 根据本发明实施例的制备烯烃和芳烃的系统，通过使用价格低廉的低阶煤替代价格高昂的块状焦碳、兰炭、无烟煤等优质资源作为生产电石的碳素原料，工艺能耗低，而且热解过程中可获得高附加值的热解油气副产物，有效提高了工艺的整体经济性； [0065] 根据本发明实施例的制备烯烃和芳烃的系统热解后的热解固体采用热送工艺热送至电石冶炼装置中，充分利用了热解固体的显热，提高了工艺的整体热效率，且降低了电石冶炼装置的电耗； [0066] 根据本发明实施例的制备烯烃和芳烃的系统，实现了对热解油气和尾气的充分利用，将热解油气和尾气经脱硫和变换后得到的变换气与乙炔气混合以用于制芳烃和烯烃，而电石渣则用于做水泥，不仅有助于减少环境污染，而且可以大大提高了经济效益； [0067] 根据本发明实施例的制备烯烃和芳烃的系统具有流程短、占地面积少、能耗低、投资少及CO2排放量低等优点，且反应后所得乙炔的转化率为99％以上，苯的收率为54％以上，乙烯的收率为37％以上； [0068] 根据本发明实施例的制备烯烃和芳烃的系统不同于其他煤化工过程的二氧化碳高排放和对水资源的严重依赖，是典型的低碳、清洁煤转化过程，对推动我国煤资源清洁利用及乙炔化工产业的绿色可持续发展和节能减排具有重要的意义。 [0069] 在本发明的再一个方面，本发明提出了一种采用上述制备烯烃和芳烃的系统制备烯烃和芳烃的方法。根据本发明的实施例，参考图4，该方法包括： [0070] S100：将低阶煤和生石灰供给至预处理单元中进行处理 [0071] 该步骤中，将低阶煤和生石灰供给至预处理单元中进行处理，以便得到混合球团。由此，有利于增加低阶煤与生石灰的接触面积，使得低阶煤和生石灰接触充分，从而增加后续热解装置中混合球团的热解效率。 [0072] 根据本发明的一个实施例，预处理依次包括破碎处理、筛分处理、磨细处理、混合处理和成型处理。具体的，低阶煤经破碎和筛分至3～5mm，之后磨至150μm以下，生石灰经破碎和筛分至3～5mm，再磨至150μm以下，然后将磨细后的低阶煤和生石灰按照质量比(0.8-1.3)：1进行混合，使二者充分接触，经成型后得到混合球团。由此，有利于增加低阶煤与生石灰的接触面积，使得低阶煤和生石灰接触充分，从而增加后续热解装置中混合球团的热解效率。 [0073] 根据本发明的再一个实施例，低阶煤并不受特别限制，本领域技术人员可以根据实际需要进行选择，根据本发明的一个具体实施例，低阶煤可以为选自长焰煤、气煤、肥煤、焦煤、贫煤和瘦煤中的至少一种。由此，可实现价格低廉的低阶煤替代价格高昂的块状焦碳、兰炭、无烟煤等优质资源作为生产电石的碳素原料的目的，使得系统能耗低，而且热解过程中能获得高附加值的热解油气，有效提高了工艺的整体经济性。 [0074] S200：将混合球团供给至热解装置中进行热解 [0075] 该步骤中，将混合球团供给至热解装置中进行热解，以便得到热解油气和热解固体。具体的，混合球团的热解温度为800-900摄氏度，通过热解处理，可以脱除混合球团低阶煤中的部分硫和汞等有害元素，且热解过程中能副产大量的热解油气，有效提高了系统的经济性，所得热解固体产物温度为600～800摄氏度。需要说明的是，热解装置并不受特别限制，本领域技术人员可以根据实际需要进行选择，例如可以为转底炉。 [0076] S300：将热解固体供给至电石冶炼装置中进行冶炼处理 [0077] 该步骤中，将热解固体供给至电石冶炼装置中进行冶炼处理，以便得到尾气和液态电石。具体的，将温度为600-800摄氏度的热解固体热送至电石冶炼装置中，可充分利用热解固体的显热，提高整个系统的热效率，并降低电石冶炼装置的能耗，在电石冶炼装置中，冶炼温度为1600-2000摄氏度，热解固体中的碳和氧化钙反应，得到含有一氧化碳的尾气和液态电石碳化钙。 [0078] S400：将热解油气和尾气供给至脱硫装置中进行脱硫处理 [0079] 该步骤中，将热解油气和尾气供给至脱硫装置中进行脱硫处理，以便得到脱硫气。具体的，热解油气和尾气先经沉降室进行沉降处理，以便除去热解油气和尾气中的大颗粒粉尘；然后进入副产蒸汽的废锅内，此时热解油气和尾气的温度降至210～230摄氏度，在废锅内经电袋联合除尘，对热解油气和尾气的除尘效率可达99.9％；继而进入冷却器内，用循环水将热解油气和尾气冷却到40摄氏度；再通过电除焦油器，脱除热解油气和尾气中的焦油；接着热解油气和尾气经压缩机压缩到0.4～1.0MPa(G)，并输送到脱硫塔内，脱硫塔包括常温脱硫塔和精脱硫塔，常温脱硫塔内装填有精脱硫剂，精脱硫剂为选自氧化铁、氧化锌和活性炭脱硫剂中的至少之一，热解油气和尾气经常温脱硫塔后，其中的H2S和COS的总量脱至不大于0.03ppm，经常温脱硫塔后脱硫的热解油气和尾气的混合气再与热解装置所得的热解油气和电石冶炼装置所得的尾气的混合气(温度约780-850摄氏度)进行换热，使得经常温脱硫塔后脱硫的热解油气和尾气的混合气的温度提升至130～200摄氏度，然后该混合气进入精脱硫塔，精脱硫塔内有水解催化剂，水解催化剂可以为以改性的氧化铝、氧化钛或其混合物为主要成分并浸渍一定量的碱金属、碱土金属或过渡金属中的至少之一，经精馏塔后，热解油气和尾气中的CS2脱至总量不大于0.01ppm，然后经活性炭塔中的活性炭吸附，使得热解油气和尾气中的总S含量降至0.03ppm以下，最后将脱硫后的热解油气和尾气通入脱水塔，通过分子筛将热解油气和尾气中的水分脱到10ppm以下，得到脱硫气。 [0080] S500：将脱硫气和水蒸汽供给至变换装置中进行变换制氢 [0081] 该步骤中，将脱硫气和水蒸汽供给至变换装置中进行变换制氢，以便得到变换气。具体的，脱硫气与水蒸汽一起进入混合器，使脱硫气和水蒸汽混合充分，得到混合气，接着混合气进入热交换器，在热交换器内，通过将发生了CO变换制氢反应的初始变换气与混合气换热，使得混合气的温度由40摄氏度升至300-360摄氏度，而初始变换气则由350-400摄氏度降至150-180摄氏度，由此，显著提高了变换装置中的热利用效率，提高了系统的经济性。混合气在高温的作用下，混合气中的CO与水蒸汽反应，生成CO2和氢气，如此，实现了CO变换制氢的目的。再将上述经换热过后的初始变换气通入水冷器，使得其温度降至40摄氏度左右，然后进入气液分离器进行气液分离，得到变换气。 [0082] 根据本发明的一个实施例，体积比并不受特别限制，本领域技术人员可以根据实际需要进行选择，根据本发明的一个具体实施例，脱硫气与水蒸汽体积比可以为(1.2～3)：2。发明人发现，当脱硫气与水蒸汽的体积比过高时，会导致变换不完全，而当脱硫气与水蒸汽的体积比过低则增加变换能耗。 [0083] S600：将液态电石供给预处理单元，然后和水一起供给至乙炔发生装置中进行反应 [0084] 该步骤中，将液态电石供给预处理单元，然后和水一起供给至乙炔发生装置中进行反应，以便得到乙炔气和电石渣。具体的，先将电石冶炼装置中所得的液态电石进行预处理，预处理主要为冷却和破碎，液态电石经冷却后变为固态电石，经破碎后电石粒径为小于5mm，水与电石的质量比约为(1～1.8)：1，水以雾态喷在电石上，有利于提高电石的水解率，电石在水解过程中产生大量的反应热，反应热由多余的水汽化带走，得到电石渣和乙炔气，其中，电石渣为含水量4wt％～10wt％的干粉末，温度为100～110摄氏度，乙炔气含水量为 75wt％，温度为90～100摄氏度。在乙炔发生装置中，电石的水解率大于99.5％，乙炔的收率大于98.5％。反应生成的乙炔气经洗涤冷却后进入清净塔用浓硫酸溶液喷淋清洗，然后进入碱中和塔，碱中和塔中喷淋10wt％～14wt％的NaOH溶液，然后对乙炔气进行增压和干燥，得到磷化氢含量低于0.01ppm、硫化氢含量低于0.03ppm、砷化氢含量低于0.1ppb和水的含量低于10ppm的乙炔气。 [0085] S700：将变换气和乙炔气供给至芳烃-烯烃反应装置中进行反应 [0086] 该步骤中，将变换气和乙炔气供给至芳烃-烯烃反应装置中进行反应，以便得到含芳烃烯烃气体。具体的，芳烃-烯烃反应装置采用滴流床作为反应器，滴流床反应器所用的液相溶剂为选自二氯甲烷和N-甲基吡咯烷酮中的至少之一，催化剂为：采用钯为主活性组分，镍、钴和铜为助剂，三氧化二铝为载体的陶瓷蜂窝体催化剂，滴流床反应器中的反应压力为0.2～1.5MPa，反应温度为50～220摄氏度。变换气和乙炔气混合后的成分构成为：约10％-30％体积乙炔、约5％～20％体积甲烷、约5％～20％体积二氧化碳和约10％～80％体积氢气。反应后，得到含芳烃烯烃气体。 [0087] 根据本发明实施例的制备烯烃和芳烃的方法通过将低阶煤与生石灰进行预处理，使得低阶煤和生石灰充分接触，从而增加后续热解装置中混合球团的热解效率；然后通过热解处理可以脱除混合球团中低阶煤中的部分硫和汞等有害元素，得到热解油气和热解固体，并将所得热解固体热送至电石冶炼装置，从而可以充分利用热解固体的显热，提高整个系统的热效率，并降低电石冶炼装置的能耗，在电石冶炼装置中，热解固体中的碳和氧化钙反应，得到含有一氧化碳的尾气和液态电石碳化钙，而热解过程中得到的热解油气和电石冶炼过程中得到的尾气供给至脱硫装置中进行处理，热解油气和尾气中的H2S、COS和CS2被除去，使得最后所得的脱硫气中的硫含量降至0.03ppm以下；然后将脱硫气供给至变换装置中，脱硫气中的一氧化碳与水蒸汽接触，得到含有甲烷、二氧化碳和氢气的变换气；而电石冶炼装置中得到的液态电石在乙炔发生装置中，遇水立即发生激烈反应，得到乙炔气和电石渣；然后将所得含有甲烷、二氧化碳和氢气的变换气与乙炔气供给至芳烃-烯烃反应装置，可制得含芳烃和烯烃气体。由此，采用该方法可以将价格低廉的低阶煤替代价格昂贵的块状焦炭、兰炭、无烟煤等优质资源作为电石生产的碳素原料，可以显著降低电石生产成本，进而降低烯烃和芳烃的生产成本，并且该方法具有流程短、占地面积少、能耗低、投资少及等CO2排量较少等优点，且采用该方法所得的乙炔的转化率为99％以上，苯的收率为54％以上，乙烯的收率为37％以上。 [0088] 根据本发明的实施例，参考图5，采用上述制备烯烃和芳烃的系统制备烯烃和芳烃的方法进一步包括： [0089] S800：将含芳烃烯烃气体供给至分离装置中进行分离处理 [0090] 该步骤中，将含芳烃烯烃气体供给至分离装置中进行分离处理，以便得到乙烯和芳烃。具体的，将来自芳烃-烯烃反应装置的含芳烃烯烃气体压缩至3.5-4.0MPa，然后深度冷却至163～169摄氏度，得到含芳烃烯烃液体；该液体进入脱乙烷塔，经脱乙烷塔作用后，得到的气相产品进入乙烯精馏塔得到乙烯产品，得到的液相产品进入脱丙烷塔；经脱丙烷塔作用后，得到的气相产品进入丙烯精馏塔得到丙烯产品，得到的液相产品进入脱丁烷塔；经脱丁烷塔作用后，得到的气相产品进入丁烯精馏塔得到丁烯产品，得到的液相产品为混合的C5及以上的烃。 [0091] 根据本发明的实施例，参考图6，采用上述制备烯烃和芳烃的系统制备烯烃和芳烃的方法进一步包括： [0092] S900：将电石渣、粘土、铁矿、煤、添加剂供给至水泥制备装置中 [0093] 该步骤中，将电石渣、粘土、铁矿、煤、添加剂供给至水泥制备装置中，以便得到水泥。具体的，乙炔发生装置产生的电石渣经埋刮板机和管胶带机密闭输送到水泥制备装置，电石渣、粘土、铁矿和煤经破碎后按照质量比(67-80)：(10-25)：(0.5-1.5)：(8.5-11)进行混合、磨细，调配成为成分合适、量质均匀的生料，然后将生料放在水泥窑内煅烧至部分熔融，得到水泥熟料，往水泥熟料中加入适量添加剂共同磨细为水泥。添加剂可以为石膏(5wt％左右)加混合材(20wt％左右)或者为石膏(5wt％左右)加外加剂(1wt％左右)。 [0094] 下面参考具体实施例，对本发明进行描述，需要说明的是，这些实施例仅仅是描述性的，而不以任何方式限制本发明。 [0095] 实施例1 [0096] 参考图7，低阶煤(长焰煤)经破碎和筛分至3～5mm，之后磨至50μm，生石灰经破碎和筛分至3～5mm，再磨至50μm，然后将磨细后的低阶煤(长焰煤)和生石灰按照质量比(0.8-1.3)：1进行混合，使二者充分接触，经挤压成型后得到30mm*25mm*13mm的混合球团。 [0097] 混合球团的热解温度为900摄氏度，通过热解处理，可以脱除混合球团低阶煤中的部分硫和汞等有害元素，且热解过程中能副产大量的热解油气，有效提高了系统的经济性。 [0098] 将温度为800摄氏度的热解固体热送至电石冶炼装置中，可充分利用热解固体的显热，提高整个系统的热效率，并降低电石冶炼装置的能耗，在电石冶炼装置中，冶炼温度为1800摄氏度，热解固体中的碳和氧化钙反应，得到尾气一氧化碳和液态电石碳化钙。 [0099] 热解油气和尾气先经沉降室进行沉降处理，以便除去热解油气和尾气中的大颗粒粉尘；然后进入副产蒸汽的废锅内，此时热解油气和尾气的温度降至220摄氏度，在废锅内经电袋联合除尘，对热解油气和尾气的除尘效率可达99.9％；继而进入冷却器内，用循环水将热解油气和尾气冷却到40摄氏度；再通过电除焦油器，脱除热解油气和尾气中的焦油；接着热解油气和尾气经压缩机压缩到0.6MPa(G)，并输送到脱硫塔内，脱硫塔包括常温脱硫塔和精脱硫塔，常温脱硫塔内装填有精脱硫剂，精脱硫剂为选自氧化铁、氧化锌和活性炭脱硫剂中的至少之一，热解油气和尾气经常温脱硫塔后，其中的H2S和COS的总量脱至不大于0.03ppm，经常温脱硫塔后脱硫的热解油气和尾气的混合气再与热解装置所得的热解油气和电石冶炼装置所得的尾气的混合气(温度约800摄氏度)进行换热，使得经常温脱硫塔后脱硫的热解油气和尾气的混合气的温度提升至160摄氏度，然后该混合气进入精脱硫塔，精脱硫塔内有水解催化剂，水解催化剂可以为以改性的氧化铝、氧化钛或其混合物为主要成分并浸渍一定量的碱金属、碱土金属或过渡金属中的至少之一，经精馏塔后，热解油气和尾气中的CS2脱至总量不大于0.01ppm，然后经活性炭塔中的活性炭吸附，使得热解油气和尾气中的总S含量降至0.03ppm以下，最后将脱硫后的热解油气和尾气通入脱水塔，通过分子筛将热解油气和尾气中的水分脱到10ppm以下，得到脱硫气。 [0100] 脱硫气与水蒸汽按照体积比(1.2-3)：2一起进入混合器，使脱硫气和水蒸汽混合充分，得到混合气，接着混合气进入热交换器，在热交换器内，通过将发生了CO变换制氢反应的初始变换气与混合气换热，使得混合气的温度由40摄氏度升至300-360摄氏度，而初始变换气则由350-400摄氏度降至150-180摄氏度，由此，显著提高了变换装置中的热利用效率，提高了系统的经济性。混合气在高温的作用下，混合气中的CO与水蒸汽反应，生成CO2和氢气，如此，实现了CO变换制氢的目的。再将上述经换热过后的初始变换气通入水冷器，使得其温度降至40摄氏度左右，然后进入气液分离器进行气液分离，得到变换气。 [0101] 将电石冶炼装置中所得的液态电石进行预处理，预处理主要为冷却和破碎，液态电石经冷却后变为固态电石，经破碎后电石粒径为小于5mm，水与电石的质量比约为1.5：1，水以雾态喷在电石上，有利于提高电石的水解率，电石在水解过程中产生大量的反应热，反应热由多余的水汽化带走，得到电石渣和乙炔气，其中，电石渣为含水量4wt％的干粉末，温度为105摄氏度，乙炔气含水量为75wt％，温度为92摄氏度。在乙炔发生装置中，电石的水解率大于99.5％，乙炔的收率大于98.5％。反应生成的乙炔气经洗涤冷却后进入清净塔用浓硫酸溶液喷淋清洗，然后进入碱中和塔，碱中和塔中喷淋10wt％～14wt％的NaOH溶液，然后对乙炔气进行增压和干燥，得到磷化氢含量低于0.01ppm、硫化氢含量低于0.05ppm、砷化氢含量低于0.01ppm和水的含量低于10ppm的乙炔气。 [0102] 芳烃-烯烃反应装置采用滴流床作为反应器，滴流床反应器所用的液相溶剂为选自二氯甲烷和N-甲基吡咯烷酮中的至少之一，催化剂为：采用钯为主活性组分，镍、钴和铜为助剂，三氧化二铝为载体的陶瓷蜂窝体催化剂，滴流床反应器中的反应压力为0.5MPa，反应温度为180摄氏度。变换气和乙炔气混合后的成分构成为：约15％体积乙炔、约10％体积甲烷、约10％体积二氧化碳和约65％体积氢气。反应后，得到含芳烃烯烃气体。 [0103] 将来自芳烃-烯烃反应装置的含芳烃烯烃气体压缩至3.8MPa，然后深度冷却至163～169摄氏度，得到含芳烃烯烃液体；该液体进入脱乙烷塔，经脱乙烷塔作用后，得到的气相产品进入乙烯精馏塔得到乙烯产品，得到的液相产品进入脱丙烷塔；经脱丙烷塔作用后，得到的气相产品进入丙烯精馏塔得到丙烯产品，得到的液相产品进入脱丁烷塔；经脱丁烷塔作用后，得到的气相产品进入丁烯精馏塔得到丁烯产品，得到的液相产品为混合的C5及以上的烃。 [0104] 乙炔发生装置产生的电石渣经埋刮板机和管胶带机密闭输送到水泥制备装置，电石渣、粘土、铁矿和煤经破碎后按照质量比75：15：1：9进行混合、磨细，调配成为成分合适、量质均匀的生料，然后将生料放在水泥窑内煅烧至部分熔融，得到水泥熟料，往水泥熟料中加入适量添加剂共同磨细为水泥。添加剂可以为石膏(6wt％)加混合材(20wt％)或者为石膏(6wt％)加外加剂(1wt％)。 [0105] 采用该方法所得的乙炔的转化率为99％以上，苯的收率为54％以上，乙烯的收率为37％以上。 [0106] 实施例2 [0107] 参考图7，低阶煤(长焰煤)经破碎和筛分至3～5mm，之后磨至100μm，生石灰经破碎和筛分至3～5mm，再磨至100μm，然后将磨细后的低阶煤(长焰煤)和生石灰按照质量比(0.8-1.3)：1进行混合，使二者充分接触，经挤压成型后得到直径为30mm的混合球团。 [0108] 混合球团的热解温度为900摄氏度，通过热解处理，可以脱除混合球团低阶煤中的部分硫和汞等有害元素，且热解过程中能副产大量的热解油气，有效提高了系统的经济性。 [0109] 将温度为780摄氏度的热解固体热送至电石冶炼装置中，可充分利用热解固体的显热，提高整个系统的热效率，并降低电石冶炼装置的能耗，在电石冶炼装置中，冶炼温度为1800摄氏度，热解固体中的碳和氧化钙反应，得到尾气一氧化碳和液态电石碳化钙。 [0110] 热解油气和尾气先经沉降室进行沉降处理，以便除去热解油气和尾气中的大颗粒粉尘；然后进入副产蒸汽的废锅内，此时热解油气和尾气的温度降至220摄氏度，在废锅内经电袋联合除尘，对热解油气和尾气的除尘效率可达99.9％；继而进入冷却器内，用循环水将热解油气和尾气冷却到40摄氏度；再通过电除焦油器，脱除热解油气和尾气中的焦油；接着热解油气和尾气经压缩机压缩到0.6MPa(G)，并输送到脱硫塔内，脱硫塔包括常温脱硫塔和精脱硫塔，常温脱硫塔内装填有精脱硫剂，精脱硫剂为选自氧化铁、氧化锌和活性炭脱硫剂中的至少之一，热解油气和尾气经常温脱硫塔后，其中的H2S和COS的总量脱至不大于0.03ppm，经常温脱硫塔后脱硫的热解油气和尾气的混合气再与热解装置所得的热解油气和电石冶炼装置所得的尾气的混合气(温度约820摄氏度)进行换热，使得经常温脱硫塔后脱硫的热解油气和尾气的混合气的温度提升至140摄氏度，然后该混合气进入精脱硫塔，精脱硫塔内有水解催化剂，水解催化剂可以为以改性的氧化铝、氧化钛或其混合物为主要成分并浸渍一定量的碱金属、碱土金属或过渡金属中的至少之一，经精馏塔后，热解油气和尾气中的CS2脱至总量不大于0.01ppm，然后经活性炭塔中的活性炭吸附，使得热解油气和尾气中的总S含量降至0.03ppm以下，最后将脱硫后的热解油气和尾气通入脱水塔，通过分子筛将热解油气和尾气中的水分脱到10ppm以下，得到脱硫气。 [0111] 脱硫气与水蒸汽按照体积比2.5：2一起进入混合器，使脱硫气和水蒸汽混合充分，得到混合气，接着混合气进入热交换器，在热交换器内，通过将发生了CO变换制氢反应的初始变换气与混合气换热，使得混合气的温度由40摄氏度升至300-360摄氏度，而初始变换气则由350-400摄氏度降至150-180摄氏度，由此，显著提高了变换装置中的热利用效率，提高了系统的经济性。混合气在高温的作用下，混合气中的CO与水蒸汽反应，生成CO2和氢气，如此，实现了CO变换制氢的目的。再将上述经换热过后的初始变换气通入水冷器，使得其温度降至40摄氏度左右，然后进入气液分离器进行气液分离，得到变换气。 [0112] 将电石冶炼装置中所得的液态电石进行预处理，预处理主要为冷却和破碎，液态电石经冷却后变为固态电石，经破碎后电石粒径为小于5mm，水与电石的质量比约为1.7：1，水以雾态喷在电石上，有利于提高电石的水解率，电石在水解过程中产生大量的反应热，反应热由多余的水汽化带走，得到电石渣和乙炔气，其中，电石渣为含水量5wt％的干粉末，温度为103摄氏度，乙炔气含水量为75wt％，温度为93摄氏度。在乙炔发生装置中，电石的水解率大于99.5％，乙炔的收率大于98.5％。反应生成的乙炔气经洗涤冷却后进入清净塔用浓硫酸溶液喷淋清洗，然后进入碱中和塔，碱中和塔中喷淋10wt％～14wt％的NaOH溶液，然后对乙炔气进行增压和干燥，得到磷化氢含量低于0.01ppm、硫化氢含量低于0.06ppm、砷化氢含量低于0.01ppm和水的含量为15ppm的乙炔气。 [0113] 芳烃-烯烃反应装置采用滴流床作为反应器，滴流床反应器所用的液相溶剂为选自二氯甲烷和N-甲基吡咯烷酮中的至少之一，催化剂为：采用钯为主活性组分，镍、钴和铜为助剂，三氧化二铝为载体的陶瓷蜂窝体催化剂，滴流床反应器中的反应压力为0.5MPa，反应温度为160摄氏度。变换气和乙炔气混合后的成分构成为：约10％体积乙炔、约10％体积甲烷、约10％体积二氧化碳和约70％体积氢气。反应后，得到含芳烃烯烃气体。 [0114] 将来自芳烃-烯烃反应装置的含芳烃烯烃气体压缩至3.9MPa，然后深度冷却至163～169摄氏度，得到含芳烃烯烃液体；该液体进入脱乙烷塔，经脱乙烷塔作用后，得到的气相产品进入乙烯精馏塔得到乙烯产品，得到的液相产品进入脱丙烷塔；经脱丙烷塔作用后，得到的气相产品进入丙烯精馏塔得到丙烯产品，得到的液相产品进入脱丁烷塔；经脱丁烷塔作用后，得到的气相产品进入丁烯精馏塔得到丁烯产品，得到的液相产品为混合的C5及以上的烃。 [0115] 乙炔发生装置产生的电石渣经埋刮板机和管胶带机密闭输送到水泥制备装置，电石渣、粘土、铁矿和煤经破碎后按照质量比73：16：1.5：10.5进行混合、磨细，调配成为成分合适、量质均匀的生料，然后将生料放在水泥窑内煅烧至部分熔融，得到水泥熟料，往水泥熟料中加入适量添加剂共同磨细为水泥。添加剂可以为石膏(4wt％)加混合材(19wt％)或者为石膏(4wt％)加外加剂(0.9wt％)。 [0116] 采用该方法所得的乙炔的转化率为99％以上，苯的收率为54％以上，乙烯的收率为37％以上。 [0117] 在本说明书的描述中，参考术语“一个实施例”、“一些实施例”、“示例”、“具体示例”、或“一些示例”等的描述意指结合该实施例或示例描述的具体特征、结构、材料或者特点包含于本发明的至少一个实施例或示例中。在本说明书中，对上述术语的示意性表述不必须针对的是相同的实施例或示例。而且，描述的具体特征、结构、材料或者特点可以在任一个或多个实施例或示例中以合适的方式结合。此外，在不相互矛盾的情况下，本领域的技术人员可以将本说明书中描述的不同实施例或示例以及不同实施例或示例的特征进行结合和组合。 |
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