一種粉煤熱解耦合電石生產和乙炔發生的系統和方法與流程

本發明涉及化工技術領域，尤其涉及一種粉煤熱解耦合電石生產和乙炔發生的系統和方法。

背景技術：

煤熱解是在一定的溫度、絕氧環境下對煤進行加熱，從而使煤中的揮發份分解，產生熱解固體、熱解氣和焦油的過程，是實現煤炭分質梯級利用的關鍵步驟。但是，目前大多數煤熱解所得荒煤氣均經過水噴淋后進行油氣分離，這樣一方面導致高溫熱解氣攜帶熱量未得到充分利用，造成能量浪費；另一方面，焦油以重質焦油為主，且含塵量較大，存在焦油利用困難、價值不高的問題；同時，高溫半焦的再利用效率較低，未能實現熱解產品的綜合利用。

技術實現要素：

面臨上述技術問題，本發明旨在設計一種分段式熱處理裝置，實現粉煤的熱解、焦油裂解及熱解氣除塵的一體化處理，并將其與電石冶煉、富氫還原氣分離、乙炔發生、乙炔加氫進行耦合，以實現熱解產品的綜合高效利用。

為實現上述目的，本發明提出一種粉煤熱解耦合電石生產和乙炔發生的系統，包括分段式熱處理單元、電石冶煉單元、富氫還原氣分離單元、乙炔發生單元；其中，

所述分段式熱處理單元使用的裝置為蓄熱式下行床反應器，所述蓄熱式下行床反應器包括熱解區、焦油催化裂解區以及熱解氣除塵區；其中，

該反應器被隔熱墻劃分為左側和右側，右側又被隔熱板劃分為上下兩部分，該反應器的左側即為所述熱解區，該反應器的右側上部即為所述熱解氣除塵區，該反應器的右側下部即為所述焦油催化裂解區；所述熱解區設置有反應原料入口和高溫混合固體出口，所述焦油催化裂解區設置有生石灰入口和高溫生石灰出口，所述熱解氣除塵區設置有富氫還原氣出口；

所述電石冶煉單元包括混合粉料入口、富氧氣體噴嘴、電石爐氣出口以及電石出口，所述混合粉料入口和所述高溫混合固體出口、所述高溫生石灰出口均相連；

所述富氫還原氣分離單元包括富氫還原氣入口、氫氣出口、熱解煤氣出口、吸附材料進口以及吸附材料出口，所述富氫還原氣入口和所述富氫還原氣出口相連；

所述乙炔發生單元包括電石入口、水入口、乙炔出口、溢流口以及電石渣出口，所述電石入口和所述電石出口相連。

進一步地，所述系統還包括乙炔加氫單元，所述乙炔加氫單元包括乙炔與氫氣混合氣入口、冷卻液體入口、冷卻液體出口、氣體產物出口，所述乙炔與氫氣混合氣入口和所述乙炔出口、所述氫氣出口均相連，所述氣體產物出口與深冷分離裝置相連。

具體地，所述乙炔加氫單元使用的裝置為漿態床反應器；所述漿態床反應器內由下到上設置有氣體分離器、催化劑床層，所述冷卻液體入口管上設置有交錯排列的多個噴嘴。

更具體地，所述電石冶煉單元使用的裝置為氣流床；所述富氫還原氣分離單元使用的裝置為變壓吸附提氫反應器。所述乙炔發生單元使用的裝置為乙炔發生器。

進一步地，所述蓄熱式下行床反應器設置有多層輻射管，所述輻射管設置在所述熱解區和所述焦油催化裂解區。任一層所述輻射管沿所述反應器水平方向均勻分布，且所述多層輻射管沿所述反應器的豎直方向上下分布。

更進一步地，所述熱解區還設置有防爆口。

優選地，所述隔熱墻設置在所述蓄熱式下行床反應器橫向寬度的2/3處并垂直貫穿于該反應器內，所述隔熱板設置在所述蓄熱式下行床反應器右側區垂直方向的1/3處。

具體地，所述隔熱墻設置有連通構件，所述連通構件設置在所述隔熱墻縱向下部。所述隔熱板上設置有連通件，所述連通件設置在所述隔熱板的中間。

具體地，所述生石灰入口設置在隔熱板下方的側壁上。

更具體地，所述除塵區內部設置有顆粒床除塵器和顆粒床除塵裝置。其中，所述顆粒床除塵器設置在所述隔熱板的上方，位于所述隔熱板和所述富氫還原氣出口之間。所述顆粒床除塵裝置與所述富氫還原氣出口固定相連。其中，顆粒床除塵器或顆粒床除塵裝置內裝有5-10mm的過濾介質。該過濾介質可以是蓄熱陶瓷顆粒。

進一步地，所述蓄熱式下行床反應器的所述熱解區還包括熱解煤氣入口，所述熱解煤氣入口與所述富氫還原氣分離單元的所述熱解煤氣出口相連。

具體地，所述系統還包括吸附材料再生裝置，所述吸附材料進口、所述吸附材料出口均和所述吸附材料再生裝置相連。

進一步地，所述電石入口通過電石冷卻破碎裝置與所述電石出口相連。

本發明還提出一種粉煤熱解耦合電石生產和乙炔發生的方法，其特征在于，包括步驟：

a.分段式熱處理：在所述熱解區將粉煤作為反應原料進行熱解處理產生高溫荒煤氣和高溫混合固體；所述高溫荒煤氣進入所述焦油催化裂解區后，預熱生石灰，裂解焦油，得到高溫生石灰和熱解氣；所述熱解氣進入所述熱解氣除塵區進行除塵凈化，得到富氫還原氣；

b.電石生產：將所述高溫混合固體及高溫生石灰混合后得到的混合粉料噴入所述電石冶煉單元，并通入含氧氣體進行反應，生成電石；

c.富氫還原氣凈化分離：將所述富氫還原氣在所述富氫還原氣分離單元進行分離處理，得到氫氣和熱解煤氣；

d.乙炔發生：將所述電石輸至所述乙炔發生單元，與水反應生成乙炔，并排出電石渣。

進一步地，所述方法還包括：

將所述氫氣與所述乙炔混合后輸至所述乙炔加氫單元進行乙炔選擇性催化加氫反應，并對產物進行深冷分離，得到乙烯。

具體地，所述乙炔混合前經過冷卻、凈化、中和過程，除去其中的磷化氫、硫化氫、砷化氫以及酸霧。

更具體地，所述加氫反應的催化劑為負載型催化劑，所述負載型催化劑的活性組分和助催化劑為貴金屬催化劑，所述負載型催化劑的載體為金屬氧化物。

優選地，所述加氫反應溫度控制在140-220℃，反應壓力0.5-1.5mpa。

進一步地，所述步驟a中，所述反應原料還包括生石灰粉；優選地，所述粉煤的粒度控制在≤1mm，所述生石灰粉的粒度≤3mm；更優選地，所述粉煤與所述生石灰粉的質量比為1:0.5-0.6。

進一步地，所述步驟b中，將所述富氫還原氣分離后得到的所述熱解煤氣作為燃料輸至所述蓄熱式下行床反應器的所述熱解區。

優選地，所述熱解區的溫度控制在750-850℃，熱解時間即物料由爐頂落至爐底的時間6s-12s。焦油裂解區的溫度800-900℃；熱解氣除塵區的溫度為550-650℃。

具體地，所述焦油裂解區加入所述生石灰的質量與所述熱解區所述粉煤的質量比為0.4-0.6:1。

優選地，所述步驟b中，所述混合粉料與所述生石灰的反應溫度為1750-2000℃。

優選地，所述步驟d中，乙炔發生前，將所述電石的粒度破碎至80-300mm。

采用本發明的技術方案有如下優點：

(1)采用分段式蓄熱式下行床作為粉煤熱解裝置，并采用輻射管內置外熱的加熱方式，輻射管置于爐膛內部，而加熱載體與熱解物料隔絕，所得油氣與加熱介質隔離，熱解氣品質高；

(2)粉煤與部分生石灰共熱解，顯著提高熱解氣中的氫氣組分含量，為后續乙炔加氫工藝提供低成本氫源；

(3)粉煤熱解產生的荒煤氣依次經過焦油裂解區和除塵區，將其中的焦油裂解為熱解氣，并進行除塵凈化，提高了熱解產品的品質及附加值，解決了焦油品質差，利用困難的問題；

(4)將熱解產生的高溫混合固體與生石灰熱料混合，采用密閉保溫輸送裝置直接輸送至電石生產裝置，采用氧熱法生產電石，可實現高溫混合固體的綜合高效利用及系統熱量的充分利用；

(5)充分利用熱解氣中氫氣組分含量高及電石法生產乙炔成本低的優勢，通過熱解氣與熱解固體下游產品的有機耦合，最終獲得高附加值乙烯產品，實現了中低階煤炭的綜合高效利用。

本發明的附加方面和優點將在下面的描述中部分給出，部分將從下面的描述中變得明顯，或通過本發明的實踐了解到。

附圖說明

圖1為本發明的粉煤熱解耦合電石生產和乙炔發生的系統示意圖；

1-分段式熱處理單元，2-電石冶煉單元，3-富氫還原氣分離單元，4-乙炔發生單元；

11-隔熱墻，12-連通構件，13-隔熱板，14-連通件，15-顆粒床除塵器，16-顆粒床除塵裝置，17-熱解區，18-焦油催化裂解區，19-熱解氣除塵區；100-防爆口，101-反應原料入口，102-高溫混合固體出口，103-生石灰入口，104-高溫生石灰出口，105-富氫還原氣出口，106-熱解煤氣入口；

21-混合粉料入口，22-富氧氣體噴嘴，23-電石爐氣出口，24-電石出口；

31-富氫還原氣入口，32-熱解煤氣出口，33-氫氣出口，34-吸附材料進口，35-吸附材料出口；

41-電石入口，42-水入口，43-乙炔出口，44-溢流口，45-電石渣出口；

51-乙炔與氫氣混合氣入口，52-冷卻液體入口，53-冷卻液體出口，54-氣體產物出口，55-氣體分離器，56-催化劑床層，57-噴嘴。

圖2為本發明的粉煤熱解耦合電石生產和乙炔發生的工藝流程圖。

具體實施方式

以下結合附圖和實施例，對本發明的具體實施方式進行更加詳細的說明，以便能夠更好地理解本發明的方案及其各個方面的優點。然而，以下描述的具體實施方式和實施例僅是說明的目的，而不是對本發明的限制。

為實現熱解產品綜合利用，本發明提出了一種粉煤熱解耦合電石生產和乙炔發生的系統，包括分段式熱處理單元1、電石冶煉單元2、富氫還原氣分離單元3、乙炔發生單元4；其中，

所述分段式熱處理單元1使用的裝置為蓄熱式下行床反應器，所述蓄熱式下行床反應器包括熱解區17、焦油催化裂解區18以及熱解氣除塵區19；其中，

該反應器被隔熱墻11劃分為左側和右側，右側又被隔熱板13劃分為上下兩部分，該反應器的左側即為所述熱解區17，該反應器的右側上部即為所述熱解氣除塵區19，該反應器的右側下部即為所述焦油催化裂解區18；所述熱解區17設置有反應原料入口101和高溫混合固體出口102，所述焦油催化裂解區18設置有生石灰入口103和高溫生石灰出口104，所述熱解氣除塵區19設置有富氫還原氣出口105；

所述電石冶煉單元2包括混合粉料入口21、富氧氣體噴嘴22、電石爐氣出口23以及電石出口24，所述混合粉料入口21通過高溫固體輸送裝置和所述高溫混合固體出口102、所述高溫生石灰出口104均相連；

所述富氫還原氣分離單元3包括富氫還原氣入口31、熱解煤氣出口32、氫氣出口33、吸附材料進口34以及吸附材料出口35，所述富氫還原氣入口31和所述富氫還原氣出口105相連；

所述乙炔發生單元4包括電石入口41、水入口42、乙炔出口43、溢流口44以及電石渣出口45，所述電石入口41和所述電石出口24相連。

進一步地，所述系統還包括乙炔加氫單元5，所述乙炔加氫單元5包括乙炔與氫氣混合氣入口51、冷卻液體入口52、冷卻液體出口53、氣體產物出口54，所述乙炔與氫氣混合氣入口51和所述乙炔出口43、所述氫氣出口33均相連(中間的凈化部分未畫出)，所述氣體產物出口54與深冷分離裝置(圖未示出)相連，從而得到乙烯及其它副產品。

具體地，所述乙炔加氫單元5使用的裝置為漿態床反應器；所述漿態床反應器內由下到上設置有氣體分離器55、催化劑床層56，所述冷卻液體入口52管上設置有交錯排列的多個噴嘴57，交錯排列噴嘴57能更好地保證冷卻液體噴灑均勻。

更具體地，所述電石冶煉單元2使用的裝置為氣流床；所述富氫還原氣分離單元3使用的裝置為變壓吸附提氫反應器。所述乙炔發生單元4使用的裝置為乙炔發生器。

進一步地，所述蓄熱式下行床反應器設置有用于加熱的多層輻射管，所述輻射管設置在所述熱解區17和所述焦油催化裂解區18。任一層所述輻射管沿所述反應器水平方向均勻分布，且所述多層輻射管沿所述反應器的豎直方向上下分布。

更進一步地，所述熱解區17還設置有防爆口100，避免熱解區內壓力過高引發安全事故。

優選地，所述隔熱墻11設置在所述蓄熱式下行床反應器橫向寬度的2/3處并垂直貫穿于該反應器內，所述隔熱板13設置在所述蓄熱式下行床反應器右側區垂直方向的1/3處。

具體地，所述隔熱墻11設置有連通構件12，所述連通構件12設置在所述隔熱墻11縱向下部。所述隔熱板13上設置有連通件14，所述連通件14設置在所述隔熱板13的中間。該連通構件12以及連通件14保證了熱解產物從熱解區17到焦油催化裂解區18以及熱解氣除塵區19的逸出。

具體地，所述生石灰入口103設置在隔熱板13下方的側壁上。

更具體地，所述除塵區19內部設置有顆粒床除塵器15和顆粒床除塵裝置16。其中，所述顆粒床除塵器15設置在所述隔熱板13的上方，位于所述隔熱板13和所述富氫還原氣出口105之間。所述顆粒床除塵裝置16與所述富氫還原氣出口105固定相連，顆粒床除塵器15或顆粒床除塵裝置16內裝有5-10mm的過濾介質。該過濾介質可以是蓄熱陶瓷顆粒。

進一步地，所述蓄熱式下行床反應器的所述熱解區17還包括熱解煤氣入口106，所述熱解煤氣入口106與所述富氫還原氣分離單元3的所述熱解煤氣出口32相連。

具體地，所述系統還包括吸附材料再生裝置(圖未示出)，所述吸附材料進口34、所述吸附材料出口35均和所述吸附材料再生裝置相連，所述吸附裝置內裝填的吸附材料可進行再生，循環利用。

進一步地，所述電石入口41通過電石冷卻、破碎裝置(圖未示出)與所述電石出口24相連。

本發明還提出一種粉煤熱解耦合電石生產和乙炔發生的方法，其工藝參見圖2，該法包括步驟：

a.分段式熱處理：在所述熱解區將粉煤作為反應原料進行熱解處理產生高溫荒煤氣和高溫混合固體；高溫混合固體經密閉保溫輸送裝置直接送至電石冶煉單元，高溫荒煤氣從隔熱墻下端的連通構件進入所述焦油催化裂解區后，充分利用其熱量，預熱生石灰，裂解焦油，得到高溫生石灰和熱解氣；所述熱解氣進一步經連通件進入所述熱解氣除塵區進行除塵凈化，得到富氫還原氣；換熱后得到的所述高溫生石灰從底端進入電石冶煉單元；

b.電石生產：經高溫輸送裝置輸送來的所述高溫混合固體及高溫生石灰混合后的混合粉料，噴入所述電石冶煉單元；同時，從電石冶煉單元的下側通入的富氧氣體使部分半焦燃燒產生熱量，與生石灰反應生成電石；

c.富氫還原氣凈化分離：將所述富氫還原氣在所述富氫還原氣分離單元進行分離處理，得到氫氣和熱解煤氣；采用變壓吸附的方式將富氫還原氣凈化分離后，所得氫氣的純度≥99.99％；

d.乙炔發生：所述電石經冷卻、破碎后，進入所述乙炔發生單元，與水反應生成乙炔，并排出電石渣。

進一步地，所述方法還包括：將所述氫氣與所述乙炔混合后輸至所述乙炔加氫單元進行乙炔選擇性催化加氫反應，并對產物進行深冷分離，得到乙烯。

具體地，所述乙炔在混合前經過了冷卻、凈化、中和過程，除去其中的磷化氫、硫化氫、砷化氫以及酸霧。

更具體地，所述加氫反應的催化劑為負載型催化劑，所述負載型催化劑的活性組分和助催化劑為貴金屬催化劑，所述負載型催化劑的載體為金屬氧化物。

優選地，所述加氫反應溫度控制在140-220℃，反應壓力0.5-1.5mpa。

進一步地，所述步驟a中，所述反應原料還包括生石灰粉，加入生石灰粉后，能更顯著提高熱解氣中的氫氣組分含量，為后續乙炔加氫工藝提供低成本氫源。優選地，所述粉煤的粒度控制在≤1mm，所述生石灰粉的粒度≤3mm。更優選地，所述粉煤與所述生石灰粉的質量比為1:0.5-0.6。

優選地，所述熱解區的溫度控制在750-850℃，熱解時間即物料由爐頂落至爐底的時間6s-12s。焦油裂解區的溫度800-900℃。熱解氣除塵區的溫度為550-650℃。

具體地，所述焦油裂解區加入所述生石灰的質量與所述熱解區所述粉煤的質量比為0.4-0.6:1。

優選地，所述步驟b中，所述混合粉料與所述生石灰的反應溫度為1750-2000℃。

優選地，所述步驟d中，乙炔發生前，將所述電石的粒度破碎至80-300mm。

進一步地，將所述富氫還原氣分離后得到的所述熱解煤氣作為燃料輸至所述蓄熱式下行床反應器的所述熱解區，由此實現了所述熱解煤氣的回收利用，提高了工藝的經濟性。

下面結合具體實施例對本發明粉煤熱解耦合電石生產和乙炔發生的工藝作進一步地具體詳細描述，但本發明的實施方式不限于此，對于未特別注明的工藝參數，可參照常規技術進行。

實施例1

將粒度≤1mm的粉狀中低階煤粉和粒度≤3mm的生石灰粉按1:0.5比例混合后用皮帶輸送機送入蓄熱式下行床，從下行床的頂端入口依靠重力作用向下運行，并在下行過程中在蓄熱式輻射管的加熱下發生熱解，熱解溫度為750℃，從而獲得荒煤氣和高溫混合固體；高溫荒煤氣從隔熱墻下端的連通裝置進入焦油催化裂解區，在850℃下與加入的粒度≤3mm的生石灰進行直接接觸，促使其中的焦油在裂解為小分子的氣態烴類熱解氣，同時獲得高溫生石灰熱料，其中，焦油裂解區加入生石灰的質量與熱解區粉煤的質量比為0.4-0.6:1；熱解氣經連通件進入除塵區，熱解氣除塵區的溫度為550℃，最終獲得富氫還原氣為主的熱解產品；下行床反應器熱解區和焦油催化裂解區所得的高溫混合固體及高溫生石灰經密閉保溫輸送裝置直接送至電石冶煉單元的氣流床，在富氧氣體作用下，1850℃形成液態電石；所得液態電石通過爐口流入鍋包內冷卻、破碎到80-120mm送至乙炔發生器與水接觸產生乙炔氣。

將上述過程得到的富氫還原氣為主的熱解產品激冷至85℃后，經過氣液分離再進一步經過電捕焦油器，除掉氣相中夾帶的焦油，得到脫焦油的熱解氣，后進一步經脫苯、脫硫后進入變壓吸附提氫反應器，獲得純度99.99％的氫氣；剩余的熱解煤氣作為燃燒輸送至下行床反應器的燃燒系統；

上述步驟獲得的高純度氫氣與乙炔氣以5:1的比例混合進入漿態床反應器，在催化劑作用下發生乙炔選擇性加氫反應，加氫反應溫度控制在180℃，反應壓力1.5mpa，生成乙烯等產物再進一步經深冷分離獲得乙烯和氣體物質。

實施例2

本實施例粉煤熱解耦合電石生產和乙炔發生的工藝和實施例1步驟相同，但工藝參數不同，具體如下：

將粒度≤1mm的粉狀中低階煤粉和粒度≤3mm的生石灰粉按1:0.6比例混合后用皮帶輸送機送入蓄熱式下行床，從下行床的頂端入口依靠重力作用向下運行，并在下行過程中在蓄熱式輻射管的加熱下發生熱解，熱解溫度為800℃，從而獲得荒煤氣和高溫混合固體；高溫荒煤氣從隔熱墻下端的連通裝置進入焦油催化裂解區，在800℃下與加入的粒度≤3mm的生石灰進行直接接觸，促使其中的焦油在裂解為小分子的氣態烴類熱解氣，同時獲得高溫生石灰熱料，其中，焦油裂解區加入生石灰的質量與熱解區粉煤的質量比為0.5:1；熱解氣經連通件進入除塵區，熱解氣除塵區的溫度為600℃，最終獲得富氫還原氣為主的熱解產品；下行床反應器熱解區和焦油催化裂解區所得的高溫混合固體及高溫生石灰經密閉保溫輸送裝置直接送至電石冶煉單元的氣流床，在富氧氣體作用下，1750℃形成液態電石；所得液態電石通過爐口流入鍋包內冷卻、破碎到180-330mm送至乙炔發生器與水接觸產生乙炔氣。

將上述過程得到的富氫還原氣為主的熱解產品激冷至90℃后，經過氣液分離再進一步經過電捕焦油器，除掉氣相中夾帶的焦油，得到脫焦油的熱解氣，后進一步經脫苯、脫硫后進入變壓吸附提氫反應器，獲得純度99.99％的氫氣；剩余的熱解煤氣作為燃燒輸送至下行床反應器的燃燒系統；

上述步驟獲得的高純度氫氣與乙炔氣以4:1的比例混合進入漿態床反應器，在催化劑作用下發生乙炔選擇性加氫反應，加氫反應溫度控制在140℃，反應壓力0.5mpa，生成乙烯等產物再進一步經深冷分離獲得乙烯和氣體物質。

實施例3

本實施例粉煤熱解耦合電石生產和乙炔發生的工藝和實施例1步驟相同，但工藝參數不同，具體如下：

將粒度≤1mm的粉狀中低階煤粉和粒度≤3mm的生石灰粉按1:0.5比例混合后用皮帶輸送機送入蓄熱式下行床，從下行床的頂端入口依靠重力作用向下運行，并在下行過程中在蓄熱式輻射管的加熱下發生熱解，熱解溫度為750℃，從而獲得荒煤氣和高溫混合固體；高溫荒煤氣從隔熱墻下端的連通裝置進入焦油催化裂解區，在850℃下與加入的粒度≤3mm的生石灰進行直接接觸，促使其中的焦油在裂解為小分子的氣態烴類熱解氣，同時獲得高溫生石灰熱料，其中，焦油裂解區加入生石灰的質量與熱解區粉煤的質量比為0.6:1；熱解氣經連通件進入除塵區，熱解氣除塵區的溫度為650℃，最終獲得富氫還原氣為主的熱解產品；下行床反應器熱解區和焦油催化裂解區所得的高溫混合固體及高溫生石灰經密閉保溫輸送裝置直接送至電石冶煉單元的氣流床，在富氧氣體作用下，2000℃形成液態電石；所得液態電石通過爐口流入鍋包內冷卻、破碎到100-150mm送至乙炔發生器與水接觸產生乙炔氣。

將上述過程得到的富氫還原氣為主的熱解產品激冷至80℃后，經過氣液分離再進一步經過電捕焦油器，除掉氣相中夾帶的焦油，得到脫焦油的熱解氣，后進一步經脫苯、脫硫后進入變壓吸附提氫反應器，獲得純度99.99％的氫氣；剩余的熱解煤氣作為燃燒輸送至下行床反應器的燃燒系統；

上述步驟獲得的高純度氫氣與乙炔氣以3:1的比例混合進入漿態床反應器，在催化劑作用下發生乙炔選擇性加氫反應，加氫反應溫度控制在200℃，反應壓力1mpa，生成乙烯等產物再進一步經深冷分離獲得乙烯和氣體物質。

實施例4

本實施例粉煤熱解耦合電石生產和乙炔發生的工藝和實施例1步驟相同，但工藝參數不同，具體如下：

將粒度≤1mm的粉狀中低階煤粉和粒度≤3mm的生石灰粉按1:0.6比例混合后用皮帶輸送機送入蓄熱式下行床，從下行床的頂端入口依靠重力作用向下運行，并在下行過程中在蓄熱式輻射管的加熱下發生熱解，熱解溫度為850℃，從而獲得荒煤氣和高溫混合固體；高溫荒煤氣從隔熱墻下端的連通裝置進入焦油催化裂解區，在900℃下與加入的粒度≤3mm的生石灰進行直接接觸，促使其中的焦油在裂解為小分子的氣態烴類熱解氣，同時獲得高溫生石灰熱料，其中，焦油裂解區加入生石灰的質量與熱解區粉煤的質量比為0.4:1；熱解氣經連通件進入除塵區，熱解氣除塵區的溫度為600℃，最終獲得富氫還原氣為主的熱解產品；下行床反應器熱解區和焦油催化裂解區所得的高溫混合固體及高溫生石灰經密閉保溫輸送裝置直接送至電石冶煉單元的氣流床，在富氧氣體作用下，1900℃形成液態電石；所得液態電石通過爐口流入鍋包內冷卻、破碎到160-220mm送至乙炔發生器與水接觸產生乙炔氣。

將上述過程得到的富氫還原氣為主的熱解產品激冷至85℃后，經過氣液分離再進一步經過電捕焦油器，除掉氣相中夾帶的焦油，得到脫焦油的熱解氣，后進一步經脫苯、脫硫后進入變壓吸附提氫反應器，獲得純度99.99％的氫氣；剩余的熱解煤氣作為燃燒輸送至下行床反應器的燃燒系統；

上述步驟獲得的高純度氫氣與乙炔氣以6:1的比例混合進入漿態床反應器，在催化劑作用下發生乙炔選擇性加氫反應，加氫反應溫度控制在220℃，反應壓力1.2mpa，生成乙烯等產物再進一步經深冷分離獲得乙烯和氣體物質。

根據以上實施例可知，本發明的分段式熱處理裝置，實現了粉煤的熱解、焦油裂解及熱解氣除塵的一體化處理，獲得富氫還原熱解氣、高溫混合固體以及高溫生石灰；高溫混合固體與高溫生石灰高溫輸送至電石爐生產電石，并進一步制備乙炔；乙炔與從富氫還原熱解氣中分離出的氫氣反應制得乙烯，真正實現了熱解產品的綜合高效利用。

最后應說明的是：顯然，上述實施例僅僅是為清楚地說明本發明所作的舉例，而并非對實施方式的限定。對于所屬領域的普通技術人員來說，在上述說明的基礎上還可以做出其它不同形式的變化或變動。這里無需也無法對所有的實施方式予以窮舉。而由此所引申出的顯而易見的變化或變動仍處于本發明的保護范圍之中。