一种带水分回收系统的用低阶煤生产轻质芳烃的系统及方法与流程

本发明涉及由低阶煤制备轻质芳烃的组合工艺，更具体地，涉及一种用低阶煤生产轻质芳烃的系统及方法。

背景技术：

我国的能源格局一直是富煤、贫油、少气。煤炭储量可达世界煤炭储量的17％。其中褐煤、长焰煤等低阶煤资源储量丰富，占我国煤炭储量及煤炭产量50％以上，但由于低阶煤水含量高，直接燃烧或气化效率低且现有技术无法充分利用其资源价值，导致了煤炭资源的巨大浪费。2015年4月国家能源局发布了《煤炭清洁高效利用行动计划(2015-2020)》，将煤炭分质分级利用地位显著提高，大力倡导低阶煤提质技术的研发和示范。因此，开发低阶煤的清洁高效利用新途径具有十分重大的现实意义。

苯、甲苯和二甲苯等轻质芳烃都是非常重要的化工基础原料，广泛应用于生产橡胶、纤维、塑料和染料等化工产品。目前，芳烃主要来源于石油化工中的催化重整和烃类热解，仅有约10％来源于煤炭化工。但是目前石油资源越来越匮乏，因此，开发新的由低阶煤生产苯等轻质芳烃的技术势在必行。

现有技术中利用煤干馏产物煤焦油制取轻质芳烃的方法，该方法将煤焦油切割成<200℃轻质馏分和>200℃重质馏分，轻质馏分进入两个固定床加氢反应器进行选择性加氢，所得的产物经气提、蒸馏、溶剂萃取等过程得到苯、甲苯、二甲苯等轻质芳烃。该方法用煤焦油替代石油制取轻质芳烃，是芳烃生产的有利补充。但是，煤干馏所得的煤焦油产量较低，一般小于5％，而煤焦油中<200℃馏分不到30％，高温煤焦油中轻质组分含量更低，因此该方法所产轻质芳烃产量较少，没有充分利用煤炭资源来生产芳烃，不能从根本上解决石油资源匮乏带来的芳烃产量降低问题。

因此，为了克服现有技术中的技术缺陷，需要一种由中或低阶煤生产苯等轻质芳烃的技术。

技术实现要素：

针对上述问题，本发明的目的是提供一种用低阶煤生产轻质芳烃的系统及方法。

为达到上述目的，本发明采用如下技术方案：

一种带水分回收系统的用低阶煤生产轻质芳烃的系统，包含：

混合器，该混合器包含第一物料进口和第二物料出口；

旋转床热解装置，包括第二物料进口，第三物料出口和第一气体出口，第二物料进口与第二物料出口相连；

电石炉，该电石炉包含第三物料进口、第四物料出口和第二气体出口，电石炉的三物料进口与旋转床热解装置的第三物料出口相连；

乙炔发生器，该乙炔发生器包含第四物料进口、第三气体出口和第五物料出口，乙炔发生器的第四物料进口与电石炉的第四物料出口相连；乙炔发生器的第三气体出口用于排出生成的乙炔；

乙炔制芳烃反应器，该乙炔制芳烃反应器具有进料管线、气体分布器、反应套管、加热炉和出料管线；进料管线设置有入口和出口，入口用于通入包含第三气体的气体物料；气体分布器设置在反应套管的内部且位于反应套管的上端并且与进料管线的出口连通；反应套管内填充用于蓄热的陶瓷蜂窝体；反应套管贯穿加热炉，加热炉正对反应套管的中部；出料管线与反应套管的下端连通；

水分回收系统，包括自然沉降器和蒸发浓缩器，自然沉降器具有第五物料进口和第六物料出口，第五物料进口与乙炔发生器的第五物料出口相连；蒸发浓缩器具有第六物料进口和第四气体出口，第六物料进口与自然沉降器的第六物料出口相连。

进一步地，第二物料进口与第二物料出口之间设置有压球装置，压球装置用于对第二物料压球。

进一步地，乙炔制芳烃反应器的进料管线的入口可断开式地连接混合罐，混合罐用于混合通入乙炔制芳烃反应器的气体。

进一步地，蒸发浓缩器的第四气体出口与乙炔制芳烃反应器的进料管线的入口设置为可断开式连接。

进一步地，乙炔制芳烃反应器的反应套管的内径、反应套管的长度和加热炉的长度的比例为(2-10)：70：40。

另一方面，本发明提供一种使用如上所述的系统生产芳烃的方法，包括以下步骤：

1)原料混合和热解：将生石灰粉末和低阶煤粉末在混合器中混合得混合粉料，混合粉料进入旋转床热解装置进行热解，得到热解油气和提质后物料；

2)生产电石：提质后物料进入电石炉中生产电石和一氧化碳；

3)生产乙炔：将步骤2)得到的电石在乙炔发生器中与水反应，得到乙炔和电石渣浆；

4)回收电石渣浆中的水分：使步骤3)所得的电石渣浆进入自然沉降器经过自然沉降后得到上清液，使上清液进入蒸发浓缩器进行蒸发浓缩得到水蒸气；

5)连续生产轻质芳烃：向乙炔制芳烃反应器通入，包含来自步骤3)的乙炔在内的气体，进行热反应和催化反应，制得芳烃。

进一步地，当方法在步骤5)芳烃的生产连续进行一段时间且乙炔制芳烃反应器中产生积炭时，方法还包括步骤6)乙炔制芳烃反应器的再生过程：停止通入反应气，通入步骤4)得到的水蒸气，水蒸汽高温下与积炭反应，去除积炭后，可继续通入反应气重复步骤5)的过程。

进一步地，步骤1)中，混合粉料进入旋转床热解装置之前，先通过压球装置对混合粉料进行压球。

进一步地，步骤5)中，热反应的温度为850～1100℃；催化反应的温度为350～600℃。

进一步地，步骤5)中向乙炔制芳烃反应器通入包含步骤3)中得到的乙炔在内的气体，包括：使步骤3)中得到的乙炔在混合罐中与氢气、甲烷和二氧化碳混合得反应气，并将反应气通入乙炔制芳烃反应器中。

本发明中“可断开式连接”是指非固定连接，这样的连接方式是指：当需要连接时能够连接，需要断开时能够断开。

根据本发明的具体实施方式，提供一种用低阶煤生产轻质芳烃的系统，包含：

混合器，该混合器包含第一进口和第一出口；

压球机，该压球机包含第二进口和第二出口，压球机的第二进口与混合器的第一出口相连；

旋转床热解装置，该旋转床热解装置包含第三球团进口、第三球团出口和第三气体出口，旋转床热解装置的第三球团进口与压球机的第二出口相连；

电石炉，该电石炉包含第四球团进口、第四电石出口和第四气体出口，电石炉的第四球团进口与旋转床热解装置的第三球团出口相连；第四气体出口用于排出一氧化碳；

乙炔发生器，该乙炔发生器包含第五进口、第五出口和电石渣浆出口，乙炔发生器的第五进口与电石炉的第四电石出口相连；乙炔发生器的第五出口用于排出生成的乙炔；

油气分离器，该油气分离器包含第六进口、第六出口和煤焦油出口，油气分离器的第六进口与旋转床热解装置的第三气体出口相连；

净化装置，该净化装置包含第七进口和多个第七出口，多个第七出口用于排出净化分离出的氢气、甲烷和二氧化碳气体，净化装置的第七进口与油气分离器的第六出口相连；

乙炔制芳烃反应器，该乙炔制芳烃反应器具有进料管线、气体分布器、反应套管、加热炉和出料管线；进料管线设置有入口和出口，入口用于通入从净化装置分离出的氢气和甲烷以及二氧化碳、从电石炉排出的一氧化碳以及从乙炔发生器制得的乙炔；气体分布器设置在反应套管的内部且位于反应套管的上端并且与进料管线的出口连通；反应套管内填充用于蓄热的陶瓷蜂窝体；反应套管贯穿加热炉，加热炉正对反应套管的中部；出料管线与反应套管的下端连通；

分离系统，该分离系统与乙炔制芳烃反应器的出料管线相连，用于分离乙炔制芳烃反应器的产物；

自然沉降器，该自然沉降器具有第九进口、浓缩液进口、电石渣出口和上清液出口，自然沉降器的第九进口与乙炔发生器的电石渣浆出口相连；

蒸发浓缩器，该蒸发浓缩器具有上清液进口、浓缩液出口和水蒸汽出口，蒸发浓缩器的上清液进口与自然沉降器的上清液出口相连，蒸发浓缩器的浓缩液出口与自然沉降器的浓缩液进口相连。

进一步地，蒸发浓缩器的水蒸汽出口与乙炔制芳烃反应器的进料管线的入口可断开式连接。

进一步地，电石炉的第四气体出口处设置分流阀，分流阀具有第一分流口和第二分流口，其中电石炉的第四气体出口通过分流阀的第一分流口将一氧化碳通入乙炔制芳烃反应器的进料管线的入口，分流阀的第二分流口用于为系统输送燃料气。

进一步地，乙炔制芳烃反应器的进料管线连接混合罐用于混合通入乙炔制芳烃反应器的气体。

进一步地，乙炔制芳烃反应器的反应套管的内径、反应套管的长度和加热炉的长度的比例为(2-10)：70：40。这里，反应套管的内径、反应套管的长度和加热炉的长度的比例优选为1：14：8。在本发明中，反应套管的内径、反应套管的长度和加热炉的长度的比例确定了，并且反应温度确定了之后，加热炉对反应套管加热时反应套管中的温度场就确定了。

反应套管内填充用于蓄热的陶瓷蜂窝体。反应套管内填满了陶瓷蜂窝体，陶瓷蜂窝体具有较高的蓄热能力，可提高能量利用效率，保证气体在热反应区有均匀的热场。陶瓷蜂窝体具有热容较大，蓄热效果好的优点。

进一步地，乙炔制芳烃反应器还包括第一密封元件和第二密封元件，第一密封元件设置在进料管线与反应套管的连接处，第二密封元件设置在出料管线与反应套管的连接处。

进一步地，当加热炉对反应套管加热时，反应套管内自上而下根据温度场依次划分为预热区、热反应区、蓄热区、催化反应区和冷却区。

在本发明中，乙炔制芳烃反应器的加热炉正对反应套管的中部指的是加热炉对应反应套管的中部，与反应套管上端之间的距离和下端之间的距离相同。这样的设置有利于保持反应温度的恒定，且加热炉在热反应区中心位置设置控温点。

进一步地，其特征在于，预热区、热反应区、蓄热区、催化反应区和冷却区的长度比例为(20-40)：(8-12)：(8-12)：(1-3)：(18-20)。

进一步地，反应套管为内衬陶瓷的不锈钢反应套管。不锈钢套管内衬采用陶瓷是因为乙炔在高温下接触不锈钢将发生大量副反应，内衬陶瓷可避免乙炔和不锈钢的接触，防止副反应。

另外，使用如上的系统生产轻质芳烃的方法，包括以下步骤：

1)原料压球和热解：将生石灰粉末和低阶煤粉末在混合器中混合，进入压球机进行压球处理，球团进入旋转床热解装置进行热解提质，得到热解油气和提质后的球团，热解油气经过油气分离器后得到热解气和煤焦油，热解气进入净化装置得到氢气、甲烷和二氧化碳；

2)生产电石：提质后的球团热装进入电石炉中生产电石和一氧化碳；

3)生产乙炔：将步骤2)得到的电石在乙炔发生器中与水反应，得到乙炔和电石渣浆；

4)回收电石渣浆中的水分：使步骤3)所得的电石渣浆进入自然沉降器经过自然沉降后得到上清液，使上清液进入蒸发浓缩器进行蒸发浓缩得到水蒸气，水蒸气用于乙炔制芳烃反应器的再生过程；

5)连续生产轻质芳烃：将步骤1)中得到的二氧化碳、氢气和甲烷、步骤2)得到的一氧化碳和步骤3)中得到的乙炔混合作为反应气通入乙炔制芳烃反应器进行热反应和催化反应，生产轻质芳烃，副产物为乙烯和重质芳烃。

进一步地，二氧化碳：氢气：甲烷：一氧化碳：乙炔质量配比为：0.2-0.4:1:2-3:2-4:4-6。

进一步地，方法在步骤5)生产轻质芳烃连续进行一段时间且乙炔制芳烃反应器中产生积炭后，还包括乙炔制芳烃反应器的再生过程：停止通入反应气，通入步骤4)得到的水蒸气，水蒸汽高温下与积炭反应，去除积炭后，可继续通入反应气重复上述步骤5)的过程。

进一步地，步骤5)中，当加热炉对反应套管加热时，反应套管内，根据温度场由上而下依次划分为：预热区、热反应区、蓄热区、催化反应区和冷却区；在热反应区进行热反应，热反应温度为850～1100℃；在催化反应区进行催化反应，催化反应温度为350～600℃。

进一步地，催化反应区中包含有催化剂，催化剂为负载金属钌的蜂窝陶瓷体。催化温度为350～600℃，钌催化剂既能在步骤4)的反应过程中催化乙炔三聚生成苯等轻质芳烃，又能在步骤5)的再生过程中，催化一氧化碳和水蒸气发生反应，生成氢气。该反应器耦合了热反应和催化反应，提高了乙炔转化率和轻质芳烃收率，利用了热反应余热，有效提高热利用率，同时可实现反应器在线再生，并额外产生氢气，用于制备芳烃。为保证芳烃的连续生产，可并联两个乙炔制芳烃反应器，分别进行反应过程和再生过程，互相切换。

进一步地，步骤5)中，催化反应的催化剂为金属催化剂，金属催化剂负载在陶瓷蜂窝体上。

进一步地，金属催化剂为镍、钼、钯、钌或铑中的一种或几种。

进一步地，金属催化剂的质量百分比为0.1％-5％。

进一步地，步骤1)中低阶煤与生石灰的混合质量比为(1:1.1)～(1:1.4)。

进一步地，步骤1)中的低阶煤指的是挥发分大于35％的低品质煤。

进一步地，低阶煤与生石灰的混合粉料进入压球装置得到的球团粒径为10～40mm，将球团的粒径控制在合适范围内有利于传热，提高热效率。

进一步地，步骤1)中球团送入旋转床热解装置进行提质，旋转床热解温度为600～800℃，热解时间1～2h。经过热解提质后得到提质球团和热解油气，热解油气经过冷却等步骤分离出热解气和煤焦油。热解气经过净化分离可得到氢气、甲烷、二氧化碳、一氧化碳、轻质烃类等可燃组分，其中甲烷、氢气和二氧化碳可作为步骤4)中乙炔制芳烃反应器的原料，其余的一氧化碳、轻质烃类等可燃气体可为乙炔制芳烃反应器的加热炉提供热源，实现资源的有效利用。

进一步地，步骤1)的生石灰和低阶煤应粉碎至20μm以下；优选粒径10μm以下。将生石灰和煤粉混合，可有效增加反应物的接触面积，提高反应效率，同时先压球后热解，可利用低阶煤本身具有的粘结性，减少压球的难度。

进一步地，步骤3)中的电石粉碎至80mm以下，优选粒径为50～80mm。

进一步地，步骤3)的电石渣浆中固含量约为12％，主要成分为氢氧化钙，工业中一般将电石渣浆自然沉降，上清液中仍含有一定量的氢氧化钙，不符合直接排放要求，而循环利用存在着结垢严重的问题，因此本方法中将上层清液蒸发浓缩，水蒸气通入乙炔制芳烃反应器中用于积炭再生过程，浓缩液冷却后循环回自然沉降单元进行固液分离。

进一步地，步骤4)的反应过程中乙炔在高温下聚合反应生成芳烃；步骤5)的再生过程中，水蒸气与高温的积炭接触生成一氧化碳和氢气，并富余一部分水蒸气。

为保证芳烃的连续生产，可并联两个乙炔制芳烃反应器，一个乙炔制芳烃反应器进行乙炔高温下催化聚合反应；另一个乙炔制芳烃反应器进行再生反应，互相切换。

再生反应过程为：蒸发浓缩器中产生的水蒸气，通入乙炔制芳烃反应器，在热反应区，水蒸气与高温积炭反应生成一氧化碳和氢气，热反应区温度为1000℃以上，例如1000-1100℃；在催化反应区，一氧化碳和水蒸气在催化剂的作用下反应生成氢气和二氧化碳，得到的氢气分离净化后可作为乙炔制芳烃的原料气，实现资源的有效利用。

本发明的有益效果是：

本发明由煤制芳烃，解决了由于石油资源有限带来的芳烃产量限制的问题，实现了从低价值的低阶煤到高附加值的芳烃的转变过程。

本发明的低阶煤和生石灰球团进入旋转床提质，气体产物可作为燃料气和乙炔制芳烃反应原料气；提质煤与生石灰生产电石，制备乙炔，作为乙炔制芳烃反应器的原料气，实现了低阶煤的清洁高效利用。

本发明的乙炔制芳烃装置耦合了热反应和催化反应，提高了轻质芳烃产率。同时利用电石渣浆的上清液实现在线再生。

附图说明

图1是按照本发明的实施例的用低阶煤生产轻质芳烃的系统的示意图；

图2是按照本发明的实施例的乙炔制芳烃反应器的示意图；

图3是按照本发明的实施例的用低阶煤生产轻质芳烃的工艺流程图。附图标记

1混合器、2压球机、3旋转床热解装置、4油气分离器、5净化装置、6电石炉、7乙炔发生器、8乙炔制芳烃反应器、82反应套管、83加热炉、84第一密封元件、85第二密封元件、86气体分布器、87进料管线、88出料管线、89预热区、810热反应区、811蓄热区、812催化反应区、813冷却区、9分离系统、10自然沉降器、11蒸发浓缩器、12混合罐。

具体实施方式

为了使本发明的目的、技术方案及优点更加清楚明白，下面结合附图及实施例，对本发明进行进一步详细说明。应当理解，此处所描述的具体实施例仅用以解释本发明，并不用于限定本发明。

如图1所示，用低阶煤生产轻质芳烃的系统，包含混合器1、压球机2、旋转床热解装置3、电石炉6、乙炔发生器7、油气分离器4、净化装置5、乙炔制芳烃反应器8、分离系统9、自然沉降器10、蒸发浓缩器11和混合罐12。

混合器1包含第一进口和第一出口，第一进口用于进行原料装填；压球机2包含第二进口和第二出口，压球机2的第二进口与混合器1的第一出口相连；旋转床热解装置3包含第三球团进口、第三球团出口和第三气体出口，第三气体出口用于排出热解油气。旋转床热解装置3的第三球团进口与压球机2的第二出口相连。

电石炉6包含第四球团进口、第四电石出口和第四气体出口，电石炉6的第四球团进口与旋转床热解装置的第三球团出口相连，第四气体出口用于排出一氧化碳；电石炉6的第四气体出口处设置分流阀，分流阀具有第一分流口和第二分流口，电石炉6的第四气体出口通过分流阀的第一分流口将一氧化碳通入乙炔制芳烃反应器8的进料管线的入口，分流阀的第二分流口将一氧化碳作为燃料气输送至系统，例如作为乙炔制芳烃反应器8的加热炉的燃料气。

乙炔发生器7包含第五进口、第五出口和电石渣浆出口，乙炔发生器7的第五进口与电石炉的第四电石出口相连，乙炔发生器7的第五出口用于排出生成的乙炔，电石渣浆出口用于排出反应后的电石渣浆；油气分离器4包含第六进口、第六出口和煤焦油出口，煤焦油出口用于排出分离出的煤焦油；油气分离器4的第六进口与旋转床热解装置3的第三气体出口相连。

净化装置5包含第七进口和多个第七出口，净化装置5的第七进口与油气分离器4的第六出口相连；多个第七出口用于排出净化分离出的氢气、甲烷和二氧化碳气体。净化装置5可以采用本领域技术人员公知的净化装置，可以将净化分离后的各种气体通过不同的出口进行排出。

乙炔制芳烃反应器8具有进料管线87以及出料管线88，其中进料管线87设置有入口和出口，入口用于通入从净化装置5分离出的氢气和甲烷以及二氧化碳、从电石炉6排出的一氧化碳以及从乙炔发生器7制得的乙炔。从净化装置5分离出的氢气和甲烷以及二氧化碳、从电石炉6排出的一氧化碳以及从乙炔发生器7制得的乙炔先通入混合罐12进行混合，然后将混合气体再通入乙炔制芳烃反应器。分离系统9用于分离产物，分离系统9与乙炔制芳烃反应器8的出料管线88相连。

自然沉降器10具有第九进口、浓缩液进口、电石渣出口和上清液出口，自然沉降器10的第九进口与乙炔发生器7的电石渣浆出口相连，电石渣浆进入自然沉降器10后，得到上清液和电石渣，上清液从上清液出口排出，电石渣从电石渣出口排出。

蒸发浓缩器11具有上清液进口、浓缩液出口和水蒸汽出口，蒸发浓缩器11的上清液进口与自然沉降器10的上清液出口相连，蒸发浓缩器11的浓缩液出口与自然沉降器10的浓缩液进口相连，即电石渣浆在自然沉降器10中进行沉降得到上清液和电石渣，上清液进入蒸发浓缩器11进行蒸发浓缩，得到水蒸汽和浓缩液，水蒸汽可以通入乙炔制芳烃反应器8，浓缩液可以回到自然沉降器10继续进行沉降，重复上述过程，达到资源有效利用；其中，蒸发浓缩器11的水蒸汽出口与乙炔制芳烃反应器8的进料管线的入口可断开式连接。

将水蒸汽输送至乙炔制芳烃反应器8与积炭进行再生反应，使得积炭被消耗，乙炔制芳烃反应器8能够循环使用，不必停工进行积炭清理。本文的“可断开式连接”可以为本领域技术人员公知的可以根据需要闭合和接通的连接方式，例如添加一个阀门，在乙炔制芳烃反应器8反应过程中，关闭阀门使得水蒸汽无法进入乙炔制芳烃反应器8；在乙炔制芳烃反应器8的再生过程中，关闭反应气，打开阀门使得水蒸汽进入乙炔制芳烃反应器8。

在另一个实施例中，为保证芳烃的连续生产，可并联两个乙炔制芳烃反应器，分别进行反应过程和再生过程，互相切换，提高生产效率。

如图2所示，乙炔制芳烃反应器8还包括气体分布器86、第一密封元件85、第二密封元件86、反应套管82和加热炉83，气体分布器86设置在反应套管82的内部且位于反应套管82的上端并且与进料管线87的出口连通；反应套管82内填充陶瓷蜂窝体；反应套管82贯穿加热炉83，加热炉83正对反应套管82的中部；出料管线与反应套管82的下端连通。第一密封元件85设置在进料管线87与反应套管82的连接处，第二密封元件86设置在出料管线与反应套管82的连接处。反应套管82内填充陶瓷蜂窝体。由于反应气在高温条件下接触不锈钢将发生大量副反应，因此，不锈钢反应套管82为内衬陶瓷的不锈钢反应管，进料管线87和产物的出料管线温度宜控制在200℃以下。

其中，加热炉83正对反应套管82的中部指的是加热炉83对应反应套管82的中部，与反应套管82上端之间的距离和下端之间的距离相同。这样的设置有利于保持反应温度的恒定，且加热炉83在热反应区810中心位置设置控温点。

反应套管82内充满了陶瓷蜂窝体，反应套管82内填充陶瓷蜂窝体有利于保持反应套管82内的温度，因为陶瓷蜂窝体的热容较大，蓄热效果好。

优选地，反应套管82的内径、长度和加热炉83的长度的比例为(2-10)：70：40。这里，反应套管的内径、反应套管的长度和加热炉的长度的比例优选为1：14：8。

优选地，当加热炉83对反应套管82加热时，反应套管82内根据温度场自上而下划分为预热区89、热反应区810、蓄热区811、催化反应区812和冷却区813。

其中，预热区89、热反应区810、蓄热区811、催化反应区812和冷却区813均由陶瓷蜂窝体装填而成，陶瓷蜂窝体具有较高的蓄热能力，可以提高能量利用效率，保证气体在热反应区810有均匀的热场。催化反应区812由陶瓷蜂窝体负载金属后的整体式催化剂装填而成，负载的金属为镍、钼、钯、钌或铑等金属，负载量为0.1％～5％，催化反应区812不设单独的控温点，乙炔制芳烃反应为放热反应，可以利用热反应区810的气体所带出的余热，将催化剂装填至温度为350～600℃的区域。催化反应区812既能充分利用热反应区810的余热，又能通过催化反应提高乙炔转化率，增加轻质芳烃的收率，改善热反应所得液相产物的质量，进一步提高轻质芳烃收率。同时采用整装的陶瓷蜂窝体作为载体，有利于减少流动阻力，避免催化剂装填密度过大或积炭较多造成的催化剂床层堵塞。陶瓷蜂窝体具有热容较大，蓄热效果好的优点。

在乙炔制芳烃反应器中，反应套管82的内径、反应套管82的长度和加热炉83的长度的比例确定了，并且反应温度确定了之后，加热炉83对反应套管82加热时反应套管82中的温度场就确定了。加热炉83正对的反应套管82的中部温度最高，中部以上或以下温度都较低。

优选地，预热区89、热反应区810、蓄热区811、催化反应区812和冷却区813的长度比例为(20-40)：(8-12)：(8-12)：(1-3)：(18-20)。

另外，采用上述乙炔制芳烃反应器制备轻质芳烃的方法，包括：将反应气按比例进行混合，通入进料管线87至气体分布器86；通过气体分布器86的混合气体在反应套管的预热区89由200℃以下的初始温度升温至热反应区810的热反应温度，在热反应区810保持恒温发生热反应，反应温度为850～1100℃，优选的热反应区810温度为880～920℃；再经过反应套管的蓄热区811，在蓄热区811产物从热反应温度降低至催化反应温度，到达催化反应区812，与催化剂接触，在反应温度为350℃-600℃条件下发生催化反应制备得到产物轻质芳烃；得到的最终产物经过反应套管的冷却区813，在冷却区813温度降低至200℃以下，然后通过出料管线进入下游装置(未示出)中。

在上述方法中，反应气中乙炔为主要反应气；氢气作为部分反应气，同时抑制乙炔及芳烃的过分缩合，降低积炭；甲烷和一氧化碳可降低积炭的形成；二氧化碳作为稀释气，降低乙炔的分压。

在上述方法中，反应进料空速为2000～6000h^-1，基于此确定反应时间的长短。

如图3所示，使用如上的系统制备轻质芳烃的方法，包括以下步骤：

1)原料压球和热解：将破碎后的生石灰和低阶煤按混合质量比为(1:1.1)～(1:1.4)在混合器1中混合，进入压球机2进行压球处理，低阶煤与生石灰的混合粉料进入压球装置3得到的球团粒径为10～40mm，将球团的粒径控制在合适范围内有利于传热，提高热效率。球团进入旋转床热解装置进行提质，得到热解油气和提质后的球团，热解油气经过油气分离器4后得到热解气和煤焦油，热解气进入净化装置5得到氢气、甲烷和二氧化碳等；

2)生产电石：提质后的球团热装进入电石炉中生产电石和一氧化碳；提质球团热装进入电石炉6中生产电石，可有效降低电石炉的能耗，提高系统工艺的热利用率。同时电石炉产生大量一氧化碳，一部分一氧化碳作为乙炔制芳烃的反应气，另一部分可为系统的燃料气，例如加热炉的燃料气。

3)生产乙炔：将步骤2)得到的电石冷却破碎后在乙炔发生器7中与水反应，得到乙炔和电石渣浆；

4)回收电石渣浆中的水分：将步骤3)生产乙炔后的电石渣浆进入自然沉降器10经过自然沉降后得到上清液，上清液进入蒸发浓缩器11进行蒸发浓缩得到水蒸气，水蒸气通入乙炔制芳烃反应器8，用于乙炔制芳烃再生过程。

5)连续生产轻质芳烃：将步骤1)中得到的二氧化碳、氢气和甲烷、步骤2)得到的一氧化碳和步骤3)中得到的乙炔混合进入乙炔制芳烃反应器8，生产轻质芳烃，副产物为乙烯和重质芳烃。

优选地，二氧化碳：氢气：甲烷：一氧化碳：乙炔质量配比为：0.2-0.4:1:2-3:2-4:4-6。

优选地，方法在步骤5)生产轻质芳烃连续进行一段时间且乙炔制芳烃反应器8中产生积炭后，还包括乙炔制芳烃反应器8的再生过程：停止通入反应气，通入步骤4)得到的水蒸气，水蒸气高温下与积炭反应，去除积炭后，可继续通入反应气重复上述步骤5)的过程。

优选地，步骤2)得到的一氧化碳被分流阀分为两部分，一部分通入乙炔制芳烃反应器8中用于生产轻质芳烃，另一部分用作系统的燃料气。

优选地，步骤5)中，当加热炉对反应套管加热时，反应套管内，根据温度场由上而下依次划分为：预热区、热反应区、蓄热区、催化反应区和冷却区；在热反应区进行热反应，热反应温度为850～1100℃；在催化反应区进行催化反应，催化反应温度为350～600℃。

优选地，步骤5)中，催化反应的催化剂为金属催化剂，金属催化剂负载在陶瓷蜂窝体上。

优选地，步骤1)中的低阶煤指的是挥发分大于35％的低品质煤。

步骤1)中球团送入旋转床热解装置3进行提质，旋转床热解温度为600～800℃，热解时间1～2h。经过热解提质后得到提质球团和热解油气，热解油气经过冷却等步骤分离出热解气和煤焦油。热解气经过净化分离可得到氢气、甲烷、二氧化碳、一氧化碳、轻质烃类等可燃组分，其中甲烷、氢气和二氧化碳可作为步骤4)中乙炔制芳烃反应器8的原料，其余的一氧化碳、轻质烃类等可燃气体可为各步骤加热炉提供热源，实现资源的有效利用。

步骤5)的乙炔热反应温度为850～1100℃，优选的热反应温度为880～920℃。

步骤1)的生石灰和低阶煤应粉碎至20μm以下；优选粒径10μm以下。将生石灰和煤粉末混合，可有效增加反应物的接触面积，提高反应效率，同时先压球后热解，可利用低阶煤本身具有的粘结性，减少压球的难度。

步骤3)中的电石粉碎至80mm以下，优选粒径为50～80mm。

步骤3)的电石渣浆中固体含量约为12％，主要成分为氢氧化钙，工业中一般将电石渣浆自然沉降，上清液中仍含有一定量的氢氧化钙，不符合直接排放要求，而循环利用存在着结垢严重的问题，因此本方法中将上层清液蒸发浓缩，水蒸气通入乙炔制芳烃反应器8中用于积炭再生过程，浓缩液冷却后循环回自然沉降单元进行固液分离。

步骤4)的反应过程中乙炔在高温下聚合反应生成芳烃；步骤5)的再生过程中，水蒸气与高温的积炭接触生成一氧化碳和氢气，并富余一部分水蒸气。

本发明实施例使用的粘结剂为本领域公知的粘结剂。

实施例1

如图1-3所示，将粒径在20μm以下的生石灰和低阶煤按质量比1.1:1混合，加入适量粘结剂进行压球，控制球团直径为10～40mm。将球团送入旋转床热解装置，旋转床煤热解温度为800℃，热解时间1h。得到的提质球团热装入电石炉生产电石。所生产的电石冷却粉碎，将电石的粒径控制在50～80mm之间，进入乙炔发生器中反应得到乙炔。

经过本系统，1000kg低阶煤与1100kg生石灰可得到370kg的乙炔、83kg的氢气、220kg的甲烷、31kg二氧化碳和420kg一氧化碳。所得的乙炔、氢气、甲烷、二氧化碳和221kg一氧化碳均通入乙炔制芳烃反应器中进行反应。乙炔制芳烃反应器8的内径：长度：加热炉长度＝1:14:8，混合气在热反应区的停留时间为0.6s，热反应区反应温度为900℃，催化反应区的反应温度为450℃，在催化反应区的停留时间为0.1s。生产得到277kg轻质芳烃和42kg重质芳烃。通入水蒸气对乙炔制芳烃反应器进行再生，再生过程中热反应区温度为1100℃，再生后共生成氢气2.2kg、二氧化碳23.8kg，分离后供反应过程使用。

实施例2

如图1-3所示，将粒径在20μm以下的生石灰和低阶煤按质量比1.4:1混合，加入适量粘结剂进行压球，控制球团直径为10～40mm。将球团送入旋转床热解装置，旋转床煤热解温度为600℃，热解时间2h。得到的提质球团热装入电石炉生产电石。所生产的电石冷却粉碎，将电石的粒径控制在50～80mm之间，进入乙炔发生器中反应得到乙炔。

经过本系统，1000kg低阶煤与1400kg生石灰可得到387kg的乙炔、73kg的氢气、195kg的甲烷、27kg二氧化碳和435kg一氧化碳。所得的乙炔、氢气、甲烷、二氧化碳和286kg一氧化碳均通入乙炔制芳烃反应器中进行反应。乙炔制芳烃反应器8内径：长度：加热炉长度＝1:14:8，混合气在热反应区的停留时间为0.6s，热反应区反应温度为1100℃，催化反应区的反应温度为600℃，在催化反应区的停留时间为0.1s。生产得到257kg轻质芳烃和91kg重质芳烃。通入水蒸气对乙炔制芳烃反应器进行再生，再生过程中热反应区温度为1000℃，再生后共生成氢气2.6kg、二氧化碳28.6kg，分离后供反应过程使用。

实施例3

如图1-3所示，将粒径在20μm以下的生石灰和低阶煤按质量比1.1:1混合，加入适量粘结剂进行压球，控制球团直径为10～40mm。将球团送入旋转床热解装置，旋转床煤热解温度为700℃，热解时间1.5h。得到的提质球团热装入电石炉生产电石。所生产的电石冷却粉碎，将电石的粒径控制在50～80mm之间，进入乙炔发生器中反应得到乙炔。

经过本系统，1000kg低阶煤与1100kg生石灰可得到381kg的乙炔、77kg的氢气、204kg的甲烷、29kg二氧化碳和430kg一氧化碳。所得的乙炔、氢气、甲烷、二氧化碳和262kg一氧化碳均通入乙炔制芳烃反应器中进行反应。乙炔制芳烃反应器8内径：长度：加热炉长度＝1:14:8，混合气在热反应区的停留时间为0.6s，热反应区反应温度为850℃，催化反应区的反应温度为350℃，在催化反应区的停留时间为0.1s。生产得到292kg轻质芳烃和36kg重质芳烃。通入水蒸气对乙炔制芳烃反应器进行再生，再生过程中热反应区温度为1100℃，再生后共生成氢气2.2kg、二氧化碳24.2kg，分离后供反应过程使用。

以上仅为本发明的较佳实施例，并非用来限定本发明的实施范围；如果不脱离本发明的精神和范围，对本发明进行修改或者等同替换，均应涵盖在本发明权利要求的保护范围当中。