本發(fā)明涉及輕質(zhì)芳烴的制備領(lǐng)域，具體涉及一種具有混芳脫苯功能的由煤制備芳烴的方法及系統(tǒng)。

背景技術(shù)：

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(chǎn)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(xiàn)有技術(shù)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(fā)布了《煤炭清潔高效利用行動計劃(2015-2020)》，將煤炭分質(zhì)分級利用地位顯著提高，大力倡導低階煤提質(zhì)技術(shù)的研發(fā)和示范。因此，開發(fā)低階煤的清潔高效利用新途徑具有十分重大的現(xiàn)實意義。

苯、甲苯和二甲苯等輕質(zhì)芳烴為最重要的化工基礎(chǔ)原料之一，廣泛應用于生產(chǎn)橡膠、纖維、塑料和染料等化工產(chǎn)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(fā)新的由低階煤生產(chǎn)苯等輕質(zhì)芳烴的技術(shù)勢在必行。

現(xiàn)有技術(shù)的利用煤干餾產(chǎn)物煤焦油制取輕質(zhì)芳烴的方法，所產(chǎn)輕質(zhì)芳烴產(chǎn)量較少，沒有充分利用煤炭資源來生產(chǎn)芳烴，不能從根本上解決石油資源匱乏帶來的芳烴產(chǎn)量降低的問題。

技術(shù)實現(xiàn)要素：

針對現(xiàn)有技術(shù)的不足，本發(fā)明的目的在于提供一種具有混芳脫苯功能的由煤制備芳烴的方法及系統(tǒng)。

為了實現(xiàn)上述目的，本發(fā)明采用以下技術(shù)方案：

本發(fā)明提供一種具有混芳脫苯功能的由煤制備芳烴的系統(tǒng)，包括：旋轉(zhuǎn)床熱解裝置、電石爐、乙炔發(fā)生器、油氣分離裝置、洗苯塔、氣體分離裝置、乙炔制芳烴反應器、分離系統(tǒng)、脫苯蒸餾裝置，其中，

所述旋轉(zhuǎn)床熱解裝置的出料口連通至所述電石爐的物料入口，所述電石爐的電石出口連通至所述乙炔發(fā)生器的物料入口；

所述旋轉(zhuǎn)床熱解裝置的熱解油氣出口連通至所述油氣分離裝置的物料入口，所述油氣分離裝置的熱解氣出口連通至所述洗苯塔的物料入口，所述洗苯塔的氣體出口連通至所述氣體分離裝置的氣體入口；

所述氣體分離裝置的氫氣出口、甲烷出口和二氧化碳出口，所述電石爐的氣體出口，所述乙炔發(fā)生器的氣體出口分別連通至所述乙炔制芳烴反應器的進料管線；

所述乙炔制芳烴反應器的出料管線連通至所述分離系統(tǒng)，所述分離系統(tǒng)的輕質(zhì)芳烴出口連通至所述脫苯蒸餾裝置，所述脫苯蒸餾裝置的第一出口連通至所述洗苯塔的洗油(在本文中，術(shù)語“洗油”和“殘留液”可互換使用)入口，所述脫苯蒸餾裝置的第二出口用于排出粗苯；

所述乙炔制芳烴反應器包括進料管線、氣體分布器、反應套管、加熱爐和出料管線，其中，所述進料管線和所述出料管線分別設(shè)置在所述反應套管的上端和下端，所述進料管線設(shè)置有入口和出口；所述氣體分布器設(shè)置在所述反應套管的內(nèi)部且位于所述反應套管的上端并且與所述進料管線的出口連通；所述反應套管內(nèi)填充陶瓷蜂窩體；所述反應套管貫穿所述加熱爐，所述加熱爐正對所述反應套管的中部；所述進料管線分別連通所述氣體分離裝置的氫氣出口、甲烷出口和二氧化碳出口，所述電石爐的氣體出口，以及所述乙炔發(fā)生器的氣體出口；所述出料管線連通至所述分離系統(tǒng)。

進一步地，所述系統(tǒng)還包括氣體混合裝置，所述氣體混合裝置的氣體出口與所述乙炔制芳烴反應器的進料管線相連，所述氣體混合裝置的氣體入口與所述氣體分離裝置的氫氣出口、甲烷出口和二氧化碳出口相連。

進一步地，所述系統(tǒng)還包括壓球裝置，所述壓球裝置的出料口連通至所述旋轉(zhuǎn)床熱解裝置的進料口。

進一步地，所述系統(tǒng)還包括凈化裝置，所述乙炔發(fā)生器的氣體出口連接所述凈化裝置的氣體入口，所述凈化裝置的氣體出口連接所述乙炔制芳烴反應器的進料管線。

進一步地，所述反應套管的內(nèi)徑、所述反應套管的長度和所述加熱爐的長度的比為(2-10):70:40，優(yōu)選為1:14:8。

本發(fā)明還提供一種使用上述系統(tǒng)制備輕質(zhì)芳烴的方法，包括以下步驟：

(1)將生石灰粉末和中低階煤粉末混合得到混合粉料，將所述混合粉料投入旋轉(zhuǎn)床熱解裝置中進行熱解提質(zhì)，得到熱解油氣和提質(zhì)后的球團；

(2)步驟(1)中得到的熱解油氣經(jīng)過油氣分離裝置進行油氣分離后，得到熱解氣和煤焦油；將熱解氣經(jīng)過洗苯塔脫除輕質(zhì)烴類后，將脫除輕質(zhì)烴類的熱解氣在氣體分離裝置中進行氣體分離凈化后，得到氫氣、甲烷和二氧化碳、一氧化碳和其它輕質(zhì)烴類；

(3)將步驟(1)得到的所述提質(zhì)后的球團投入電石爐中，得到電石和一氧化碳；

(4)將步驟(2)得到的電石投入乙炔發(fā)生器中，與水反應，得到乙炔；

(5)將步驟(2)得到的二氧化碳、氫氣和甲烷、步驟(3)得到的一氧化碳和步驟(4)中得到的乙炔混合，通入乙炔制芳烴反應器進行熱反應和催化反應，得到產(chǎn)物，所述產(chǎn)物經(jīng)過分離系統(tǒng)后，得到輕質(zhì)芳烴、重質(zhì)芳烴和乙烯；

(6)將步驟(5)中得到的輕質(zhì)芳烴在脫苯蒸餾裝置中進行蒸餾，得到苯和殘留液，將所述殘留液返回至洗苯塔重復利用。

進一步地，步驟(4)中得到的乙炔，步驟(2)得到的一氧化碳首先與二氧化碳、氫氣和甲烷在氣體混合裝置中混合得到混合原料氣，然后將所述混合原料氣通入所述乙炔制芳烴反應器中。

進一步地，步驟(1)還包括：將所述混合粉料投入壓球裝置，得到球團，將所得球團投入所述旋轉(zhuǎn)床熱解裝置中進行熱解提質(zhì)。

進一步地，步驟(4)還包括：乙炔發(fā)生器中電石與水反應，得到的氣體經(jīng)凈化裝置凈化，得到乙炔。

進一步地，步驟(5)中，所述熱反應的溫度為850～1100℃；所述催化反應的溫度為350～600℃。

與現(xiàn)有技術(shù)相比，本發(fā)明的技術(shù)方案的有益技術(shù)效果為：

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

(2)低階煤和生石灰球團進入旋轉(zhuǎn)床熱解裝置提質(zhì)，氣體產(chǎn)物可作為燃料氣和乙炔制芳烴反應的原料氣；提質(zhì)煤與生石灰生產(chǎn)電石，制備乙炔，作為乙炔制芳烴反應器的原料氣，實現(xiàn)了低階煤的清潔高效利用。

(3)乙炔制芳烴反應器耦合了熱反應和催化反應，提高了輕質(zhì)芳烴產(chǎn)率，同時利用脫苯后的輕質(zhì)芳烴洗脫熱解氣中的苯等輕質(zhì)烴，提高輕質(zhì)芳烴的收率。

附圖說明

圖1是本發(fā)明的由中低階煤制備輕質(zhì)芳烴的系統(tǒng)的示意圖；

圖2是本發(fā)明的乙炔制芳烴反應器的結(jié)構(gòu)示意圖。

具體實施方式

為了使本發(fā)明的目的、技術(shù)方案及優(yōu)點更加清楚明白，下面結(jié)合實施例及附圖，對本發(fā)明進行進一步詳細說明。應當理解，此處所描述的具體實施例僅用以解釋本發(fā)明，并不用于限定本發(fā)明。

如圖1和2所示，本發(fā)明提供了一種具有混芳脫苯功能的由煤制備芳烴的系統(tǒng)，包括壓球裝置、旋轉(zhuǎn)床熱解裝置、電石爐、乙炔發(fā)生器、油氣分離裝置、洗苯塔、氣體分離裝置、乙炔制芳烴反應器、分離系統(tǒng)、脫苯蒸餾裝置。其中，

壓球裝置的出料口連通至旋轉(zhuǎn)床熱解裝置的進料口，旋轉(zhuǎn)床熱解裝置的出料口連通至電石爐的物料入口，電石爐的電石出口連通至乙炔發(fā)生器物料入口；

旋轉(zhuǎn)床熱解裝置的熱解油氣出口連通至油氣分離裝置的物料入口，油氣分離裝置的熱解氣出口連通至洗苯塔的物料入口，洗苯塔的氣體出口連通至氣體分離裝置的氣體入口；

氣體分離裝置的氫氣出口、甲烷出口和二氧化碳出口，電石爐的氣體出口，乙炔發(fā)生器的氣體出口分別連通至乙炔制芳烴反應器的進料管線；

乙炔制芳烴反應器的出料管線連通至分離系統(tǒng)，分離系統(tǒng)的輕質(zhì)芳烴出口連通至脫苯蒸餾裝置，脫苯蒸餾裝置的第一出口連通至洗苯塔的洗油入口，脫苯蒸餾裝置的第二出口用于排出粗苯。

在一優(yōu)選實施例中，如圖2所示，乙炔制芳烴反應器包括進料管線4、氣體分布器1、反應套管2、加熱爐3和出料管線6。進料管線4和出料管線6分別設(shè)置在反應套管2的上端和下端；進料管線4設(shè)置有入口和出口；氣體分布器1設(shè)置在反應套管2的內(nèi)部且位于反應套管2的上端并且與進料管線4的出口連通。反應套管2內(nèi)填充陶瓷蜂窩體，陶瓷蜂窩體具有較高的蓄熱能力，可提高能量利用效率，保證氣體在熱反應區(qū)有均勻的熱場。反應套管2貫穿加熱爐3，加熱爐3正對反應套管2的中部，其中，“所述加熱爐正對所述反應套管的中部”是指加熱爐對應反應套管的中部，與反應套管上端之間的距離和下端之間的距離相同。這樣設(shè)置有利于保持反應溫度的恒定，且加熱爐在熱反應區(qū)中心位置設(shè)置控溫點。反應套管內(nèi)填充陶瓷蜂窩體有利于保持反應套管內(nèi)的溫度，因為陶瓷蜂窩體的熱容較大，蓄熱效果好。

進料管線4分別連通氣體分離裝置的氫氣出口、甲烷出口和二氧化碳出口，電石爐的氣體出口，以及乙炔發(fā)生器的氣體出口；出料管線6與反應套管2的下端連通。

在一優(yōu)選實施例中，本發(fā)明的系統(tǒng)還包括氣體混合裝置，氣體混合裝置的氣體出口與乙炔制芳烴反應器的進料管線4相連，氣體混合裝置的氣體入口與氣體分離裝置的氫氣出口、甲烷出口和二氧化碳出口相連。

在一優(yōu)選實施例中，本發(fā)明的系統(tǒng)還包括固體混合裝置，固體混合裝置與壓球裝置連接，用于混合生石灰粉末和中低階煤粉末。

在一優(yōu)選實施例中，本發(fā)明的系統(tǒng)還包括凈化裝置，乙炔發(fā)生器的氣體出口連接凈化裝置的氣體入口，凈化裝置的氣體出口連接乙炔制芳烴反應器的進料管線4。在一優(yōu)選實施例中，乙炔制芳烴反應器還包括第一密封元件5和第二密封元件7，第一密封元件5設(shè)置在進料管線4與反應套管2的連接處，第二密封元件7設(shè)置在出料管線6與反應套管2的連接處。

在一優(yōu)選實施例中，反應套管2為內(nèi)襯陶瓷的不銹鋼反應管，不銹鋼反應管內(nèi)襯采用陶瓷是因為反應溫度很高而陶瓷具有良好的耐高溫性能。內(nèi)襯陶瓷的不銹鋼反應管可以避免反應氣在高溫條件下與不銹鋼接觸時產(chǎn)生大量副反應。加熱爐3對反應套管2加熱時，反應套管2內(nèi)根據(jù)溫度場自上而下依次劃分為預熱區(qū)21、熱反應區(qū)22、蓄熱區(qū)23、催化反應區(qū)24和冷卻區(qū)25，本發(fā)明中，在反應套管2的內(nèi)徑、反應套管2的長度和加熱爐3的長度的比例確定，并且反應溫度確定的前提下，加熱爐3對反應套管2加熱時反應套管2中的溫度場是確定的。反應套管2內(nèi)的催化反應區(qū)24由陶瓷蜂窩體負載金屬后的整體式催化劑裝填而成，金屬催化劑為鎳、鉬、鈀、釕或銠中的一種或幾種，負載的金屬催化劑質(zhì)量百分比為0.1％-5％。

在一優(yōu)選實施例中，反應套管2的內(nèi)徑、反應套管2的長度和加熱爐3的長度的比為(2-10):70:40。

熱反應區(qū)22設(shè)有控溫點，催化反應區(qū)24不設(shè)單獨的控溫點，乙炔制芳烴反應為放熱反應，可利用熱反應區(qū)22的氣體所帶出的余熱，將催化劑裝填至溫度為350～600℃的區(qū)域。催化反應區(qū)24既能充分利用熱反應區(qū)22的余熱，又能通過催化反應提高乙炔轉(zhuǎn)化率，增加輕質(zhì)芳烴的收率，改善熱反應所得液相產(chǎn)物的質(zhì)量，進一步提高輕質(zhì)芳烴收率。同時采用整裝的陶瓷蜂窩體作為載體，有利于減少流動阻力，避免催化劑裝填密度過大或積炭較多造成的催化劑床層堵塞。

本發(fā)明提供了一種由煤制備芳烴的方法，包括以下步驟：

(1)將生石灰粉末和中低階煤粉末混合得到混合粉料，將所述混合粉料投入壓球裝置中進行壓球處理，得到球團；將得到的球團投入旋轉(zhuǎn)床熱解裝置中進行熱解提質(zhì)，得到熱解油氣和提質(zhì)后的球團；

(2)步驟(1)中得到的熱解油氣經(jīng)過油氣分離裝置進行油氣分離后，得到熱解氣和煤焦油；將熱解氣經(jīng)過洗苯塔脫除輕質(zhì)烴類后，將脫除輕質(zhì)烴類的熱解氣在氣體分離裝置中進行氣體分離凈化后，得到氫氣、甲烷和二氧化碳、一氧化碳和其它輕質(zhì)烴類；

(3)將步驟(1)得到的所述提質(zhì)后的球團投入電石爐中，得到電石和一氧化碳；

(4)將步驟(2)得到的電石投入乙炔發(fā)生器中，與水反應，得到乙炔；

(5)將步驟(2)得到的二氧化碳、氫氣和甲烷、步驟(3)得到的一氧化碳和步驟(4)中得到的乙炔混合，通入乙炔制芳烴反應器進行熱反應和催化反應，得到產(chǎn)物，所述產(chǎn)物經(jīng)過分離系統(tǒng)后，得到輕質(zhì)芳烴、重質(zhì)芳烴和乙烯；

(6)將步驟(5)中得到的輕質(zhì)芳烴在脫苯蒸餾裝置中進行蒸餾，得到苯和殘留液，將殘留液返回至洗苯塔重復利用。

通過上述實施例制備輕質(zhì)芳烴，解決了由于石油資源有限帶來的芳烴產(chǎn)量限制的問題，實現(xiàn)了從低價值的低階煤到高附加值的芳烴的轉(zhuǎn)變過程，且得到的產(chǎn)率較高。

在一優(yōu)選實施例中，步驟(4)中得到的乙炔，步驟(2)得到的一氧化碳首先與二氧化碳、氫氣和甲烷在氣體混合裝置中混合得到混合原料氣，然后將所述混合原料氣通入所述乙炔制芳烴反應器中。

步驟(3)得到的一氧化碳被分流閥分為兩部分，一部分通入乙炔制芳烴反應器中用于生產(chǎn)輕質(zhì)芳烴，另一部分作為熱源提供給加熱爐，實現(xiàn)資源的回收利用。

在一優(yōu)選實施例中，從步驟(2)中的所述氣體分離裝置得到的一氧化碳和其它輕質(zhì)烴類，作為熱源提供給加熱爐，實現(xiàn)資源的回收利用。

在一優(yōu)選實施例中，步驟(4)還包括：乙炔發(fā)生器中電石與水反應，得到的氣體經(jīng)凈化裝置凈化，得到乙炔。

在一優(yōu)選實施例中，將步驟(5)中得到的輕質(zhì)芳烴在脫苯蒸餾裝置中脫苯后，將脫苯后的輕質(zhì)芳烴中的苯含量降低至0.5％以下，然后作為洗油返回至洗苯塔去除熱解氣中的苯等輕質(zhì)烴來增加輕質(zhì)芳烴中苯的含量，并將苯等輕質(zhì)烴富集到油相中，實現(xiàn)輕質(zhì)芳烴的二次利用，同時提高輕質(zhì)芳烴的收率。在步驟(5)中，二氧化碳：氫氣：甲烷：一氧化碳：乙炔質(zhì)量配比為(0.3-0.5):1:(2.5-2.7):(2-7):(4-7)。在一些實施方案中，二氧化碳：氫氣：甲烷：一氧化碳：乙炔質(zhì)量配比為0.4:1:2.6:(2.6-4):4.5。

在一優(yōu)選實施例中，在步驟(1)中，中低階煤指的是揮發(fā)分大于35％的低品質(zhì)煤，中低階煤和生石灰的質(zhì)量比為1:(1.1-1.4)，優(yōu)選1:1.1，生石灰和中低階煤的粒徑小于20μm，優(yōu)選粒徑小于10μm，將生石灰和中低階煤粉末混合，可有效增加反應物的接觸面積，提高反應效率，先對混合粉料進行壓球處理再進行熱解提質(zhì)處理，可以利用中低階煤本身具有的粘結(jié)性，降低壓球的難度?；旌戏哿辖?jīng)壓球處理后得到的球團的粒徑為10-40mm，球團的粒徑控制在合適的范圍內(nèi)有利于傳熱，進而提高熱效率。球團在旋轉(zhuǎn)床熱解裝置中的熱解溫度為600-800℃，熱解時間為1-2h。

在一優(yōu)選實施例中，提質(zhì)后的球團趁熱投入電石爐中生產(chǎn)電石，可有效地降低電石爐的能耗，提高系統(tǒng)工藝的熱利用率。同時電石爐產(chǎn)生大量一氧化碳，一部分一氧化碳作為乙炔制芳烴的反應氣，另一部分可為加熱爐提供熱源。將生成的電石粉碎，粒徑小于80mm，優(yōu)選粒徑為50-80mm。

在一優(yōu)選實施例中，在步驟(5)的乙炔制芳烴反應器中，當加熱爐對反應套管加熱時，反應套管內(nèi)，根據(jù)溫度場由上而下依次劃分為：預熱區(qū)、熱反應區(qū)、蓄熱區(qū)、催化反應區(qū)和冷卻區(qū)；氣體在所述熱反應區(qū)進行熱反應，熱反應溫度為850～1100℃，優(yōu)選為880～920℃；氣體在所述催化反應區(qū)進行催化反應，催化反應溫度為350～600℃。該反應器耦合了熱反應和催化反應，提高了乙炔轉(zhuǎn)化率和輕質(zhì)芳烴收率，同時利用了熱反應余熱，有效提高熱利用率。進料管線4和出料管線6的溫度宜控制在200℃以下。催化反應所用的催化劑為金屬，金屬催化劑負載在陶瓷蜂窩體上。

在上述方法中，反應氣的進料空速為2000～6000h^-1，基于此確定反應時間的長短。

在上述方法中，反應氣中乙炔為主要反應氣；氫氣作為部分反應氣，同時抑制乙炔及芳烴的過分縮合，降低積炭；甲烷和一氧化碳可降低積炭的形成；二氧化碳作為稀釋氣，降低乙炔的分壓。

本發(fā)明使用的粘結(jié)劑為本領(lǐng)域公知的粘結(jié)劑。本發(fā)明中的“輕質(zhì)烴類”的主要成分為來自脫苯蒸餾裝置中的殘留液(洗油)、以及熱解氣經(jīng)過洗苯塔脫除的粗苯。

本發(fā)明的有益技術(shù)效果為：(1)由低階煤制芳烴，解決了由于石油資源有限帶來的芳烴產(chǎn)量限制的問題，實現(xiàn)了從低價值的低階煤到高附加值的芳烴的轉(zhuǎn)變過程。(2)低階煤和生石灰球團進入旋轉(zhuǎn)床熱解裝置提質(zhì)，氣體產(chǎn)物可作為燃料氣和乙炔制芳烴反應的原料氣；提質(zhì)煤與生石灰生產(chǎn)電石，制備乙炔，作為乙炔制芳烴反應器的原料氣，實現(xiàn)了低階煤的清潔高效利用。(3)乙炔制芳烴反應器耦合了熱反應和催化反應，提高了輕質(zhì)芳烴產(chǎn)率，同時利用脫苯后的輕質(zhì)芳烴洗脫熱解氣中的苯等輕質(zhì)烴，提高輕質(zhì)芳烴的收率。經(jīng)本發(fā)明的系統(tǒng)處理后，所得輕質(zhì)芳烴中粗苯脫除到0.4％以下，熱解氣中苯的脫除率達到95％以上。

實施例1

將粒徑在20μm以下的生石灰和中低階煤按質(zhì)量比1.1:1混合，加入適量粘結(jié)劑，將得到的混合粉料投入壓球裝置中進行壓球處理，控制球團直徑為10～40mm。將球團投入旋轉(zhuǎn)床熱解裝置中進行熱解提質(zhì)，得到熱解油氣和提質(zhì)后的球團，旋轉(zhuǎn)床熱解裝置的熱解溫度為800℃，熱解時間1h。得到的提質(zhì)球團趁熱裝入電石爐生產(chǎn)電石，將生產(chǎn)的電石冷卻粉碎，電石的粒徑控制在50～80mm之間，投入乙炔發(fā)生器中與水反應得到乙炔，并對其進行凈化處理。將熱解油氣進行油氣分離后，得到熱解氣和煤焦油；將熱解氣經(jīng)過洗苯塔脫除輕質(zhì)烴類后，將脫除輕質(zhì)烴類的熱解氣在氣體分離裝置中進行分離并且經(jīng)過凈化處理后，得到氫氣、甲烷、二氧化碳、一氧化碳和其它輕質(zhì)烴類。

經(jīng)過本系統(tǒng)，1000kg中低階煤與1100kg生石灰可得到370kg的乙炔、83kg的氫氣、220kg的甲烷、31kg二氧化碳和420kg一氧化碳。所得的乙炔、氫氣、甲烷、二氧化碳和221kg一氧化碳均通入乙炔制芳烴反應器中進行反應，乙炔制芳烴反應器8的反應套管內(nèi)徑：反應套管長度：加熱爐長度＝1:14:8。混合氣在熱反應區(qū)的停留時間為0.6s，熱反應區(qū)的反應溫度為900℃；在催化反應區(qū)的停留時間為0.1s，催化劑為負載活性金屬釕的陶瓷蜂窩體，金屬釕的負載量為2.5％。生產(chǎn)得到284kg輕質(zhì)芳烴(包括所有粗苯產(chǎn)物)和42kg重質(zhì)芳烴。經(jīng)脫苯蒸餾裝置處理后，所得輕質(zhì)芳烴中粗苯脫除到0.1％，熱解氣中苯的脫除率達到98％。

實施例2

與實施例1類似，不同之處在于生石灰和中低階煤按質(zhì)量比為1.4:1。

反應套管內(nèi)徑：反應套管長度：加熱爐長度＝5:70:40。

經(jīng)過本系統(tǒng)，1000kg中低階煤與1400kg生石灰可得到387kg的乙炔、73kg的氫氣、195kg的甲烷、27kg二氧化碳和435kg一氧化碳。所得的乙炔、氫氣、甲烷、二氧化碳和286kg一氧化碳均通入乙炔制芳烴反應器中進行反應?；旌蠚庠跓岱磻獏^(qū)的停留時間為0.6s，熱反應區(qū)的反應溫度為850℃；在催化反應區(qū)的停留時間為0.1s，催化反應溫度為350℃，催化劑為負載活性金屬鉬的陶瓷蜂窩體，金屬鉬的負載量為0.5％；最終產(chǎn)物進入冷卻區(qū)，在冷卻區(qū)溫度降至200℃以下，通過出料管線進入分離系統(tǒng)。最終生產(chǎn)得到257kg輕質(zhì)芳烴(包括所有粗苯產(chǎn)物)和91kg重質(zhì)芳烴。經(jīng)脫苯蒸餾裝置處理后，所得輕質(zhì)芳烴中粗苯脫除到0.4％以下，熱解氣中苯的脫除率達到95％。

以上所述實施例僅表達了本發(fā)明的實施方式，其描述較為具體和詳細，但并不能因此而理解為對本發(fā)明專利范圍的限制。應當指出的是，對于本領(lǐng)域的普通技術(shù)人員來說，在不脫離本發(fā)明構(gòu)思的前提下，還可以做出若干變形和改進，這些都屬于本發(fā)明的保護范圍。