本发明涉及含碳氢元素的粉料的热解反应产物的深度气固分离方法，适合于粉煤热解产物r10p的加工，r10p通过布置于沉降器内的使用旋风分离器的分离段s10分离为一段分离煤气s10pv和一段分离半焦s10ps，s10pv进入分离段s30的带有伴热腔体的分离器s30e执行顺重力场的气固同向流型分离得到煤气s30uv、下泄气s30dv和半焦s30ds组成的下卸料s30dsv，s30dsv进入分离器s40e分离为煤气s40v和半焦s40ds，流化床烧焦过程的换热管排出的高温净化煤气经过伴热腔体后可注入分离原料气或产品气中防止气流出现焦油雾滴；s30uv、s40v分别进行气、液分离且所得煤气联合加工。
背景技术：
：本发明所述含碳氢元素的粉料，指的是在本发明所述热解反应过程可以产生含油蒸汽的含有碳元素、氢元素的粉料，比如挥发分含量高的低变质煤粉。现代化大型煤矿比如低变质煤矿通常采用机械化综采技术以提高采煤效率、降低成本，其煤炭采出品中的粉煤产率约为60～70％，成为主体产品，因此粉煤的深度转化和综合利用技术必将占据现代低变质煤炭利用技术的主体地位，粉煤加工的一个分支领域是“粉煤分质分级利用”，其中粉煤热解被视为有经济竞争力的技术途径。本发明所述粉煤fm即r10fs，通常为干燥后脱水粉煤，其水分重量通常低于10％、一般低于7％、较佳者低于5％。本发明所述粉煤fm即r10fs，其粒度通常为0.00001～6毫米、一般为0.0001～3.5毫米、较佳者为0.001～2毫米。本发明所述粉煤热解过程，指的是以多产煤焦油为工艺目标的在适宜的温度范围内操作的粉煤热解过程。粉煤热解过程的主要产品是焦油、煤气、半焦，其中焦油被认为是潜在经济价值最大的产品，通常期望提高其产率和或氢含量。粉煤热解商业化技术的主要目标是：提高粉煤高价值组分提取率(或提高粉煤高价值产品收率)、提高单套装置加工量、降低单位能耗、提高技术的可靠性和可控性；因此，只有在上述一个或几个目标上取得显著突破，才能支撑工业技术的经济性，并最终成为主流的粉煤热解商业化技术。目前为止，多个工业国或大型商业公司对粉煤热解技术进行了研究开发，已经提出多种工艺如德国l-r工艺即鲁奇-鲁尔工艺、美国toscoal工艺、美国coed工艺，但是尚无大型商业化装置的成功案例。上述典型粉煤热解技术，从工程技术角度讲，无法全面或大体消除下述缺陷，根源在于没有将实现不同目标的技术手段合理融合集成：①热解反应的热力学机制不清晰，单个热解反应过程的主体操作温度位于超过500℃的狭窄温度范围，不具备分级热解功能，无法兼顾粉煤不同温度阶段的热解反应的差异，缺乏煤热解过程的并行反应、串联反应的反应深度的选择性控制能力，导致焦油收率低、氢含量低；②热解反应工业过程的供热方式不合理、流体力学特性不合理及设备结构不合理，导致运转周期太短即可靠性差，不易实现大型化，导致单位加工量投资大；③热能回收系统集成度太低，导致系统热效率低；④热解步骤集成度太低，操作步骤多，系统复杂可靠性差。通常，挥发分含量高的煤的不同的热解反应存在于如380～680℃的较宽的热解温度范围内，就反应类型而言，粉煤热解过程存在众多的并行反应和串联反应，就指向不同目标产品的途径方向而言，主要有煤的大分子产生更小分子量产物(煤气和焦油)的热裂解反应(包括一次热裂解反应、热裂解产物的二次热裂解反应)和煤热解过程的2个或多个中间产物自由基缩合为大分子量产物的缩合反应，因此，为了提高焦油收率、提高焦油氢含量，一方面需要增加产生焦油的煤的热裂解反应，一方面需要抑制焦油产物的二次缩合反应。coed工艺采用的多段热解方法，分级热解反应条件符合煤的逐级升温分级热解要求，热解焦油的收率能达到18～22％且品质优良，但是，该方法包含的操作步骤太多、系统复杂、可靠性差；加之煤干馏过程供热方式仅使用了气体热载体而没有使用固体热载体，其热载体单位体积、单位质量的热容量较小，传热速度较低，反应空间体积必然庞大，不利于大型化。随着cn105602593a、cn105694933a方法的出现，上述情况被基本改变，其基本原理可以看作是在一定程度上将石油工业蜡油或渣油流态化催化裂化领域的反应再生系统技术的移植应用。在渣油流态化催化裂化的反应再生系统中，单程通过的原料是雾化的渣油、其产品是气态裂解油气，循环加工的物料是粉状固体催化剂，排出提升管催化热裂化反应器的催化剂为结焦后催化剂固体，结焦后催化剂经过沉降器内布置的旋风分离系统完成脱气、然后进入烧炭器或再生器进行烧炭再生，高温态的再生后催化剂粉料作为固体热载体和催化剂返回提升管反应器的下部入口，在提升气体作用下，与雾化的渣油混合接触进行流态化催化裂化反应，再生器产生的至少一部分热量被返回提升管催化热裂化反应器的再生后热态催化剂载入提升管催化热裂化反应器充当热裂化过程的热源。渣油流态化催化裂化的反应再生系统，已有超过50年的成功运转历史，其大型化单系列装置加工渣油量可达400～800万吨/年，催化剂循环量可达2000～4000万吨/年即即2500～5000吨/时。与蜡油或渣油流态化催化裂化的反应再生系统相比，cn105602593a、cn105694933a方法，采用类似的提升管反应器进行粉煤热解反应，采用类似的旋风分离系统(布置于沉降器内)完成粉煤热解反应产物的气固分离，采用类似的烧炭器进行粉焦贫氧燃烧，烧炭器产生的热半焦的一部分作为固体热载体进入提升管反应器向煤热解反应过程供热并形成循环系统，多余的半焦排出系统和或氧化燃烧释放热量。在cn105602593a、cn105694933a所述系统中，单程通过的原料是新鲜固体粉煤，其热解产品是气态煤气和固体半焦，循环加工的物料是固体半焦(热解反应一次半焦产物或半焦循环料)，高温态的固体氧化半焦作为固体热载体返回提升管反应器的下部入口，在提升气体作用下，与新鲜煤粉混合接触进行流态化热解反应。从上述对比可以看出，二种技术的热解反应器、热解产物气固分离系统、热解固体产物沉降器、循环固体料烧炭器，其相同流程位置的气固流体的流动方式基本相同。由于二者上述的相似性，cn105602593a、cn105694933a方法，极大地简化了系统的结构和操作，极大地提高了系统的安全性，是深具大型工业化潜力的技术方法，具有以下优势：①热解反应的热力学机制清晰，使用自热式固体热载体，用提升气提供粉料的表面能和上行动能、位能，实现了固体粉料的离散化和快速聚分、强化了传热速度，实现了快速热解；②热解反应过程的供热方式合理(系统自热式，燃料为低价值半焦)、流体力学特性合理(提升管提供固体料位能、沉降器利用重力做功下行)及设备结构合理，可靠性高即运转周期长，易于实现大型化，可降低单位加工量投资；③热能回收系统高度集成，系统热效率高；④热解、供热步骤高度集成，操作步骤少，系统简单、可靠性高。粉煤热解产物属于气固混相流体，为了得到煤气、焦油等产物并进行深度加工，就必须完成粉煤热解产物的清晰气固分离，为了满足煤气、焦油二次加工过程对原料中固体含量的限制性要求，就必须深度脱除煤气中的半焦粉尘特别是细粉，这是关系粉煤热解工艺成败的一个关键工序。事实上，许多开发中的粉煤热解工艺就是因为这一气固分离步骤难以长期稳定高效运行而止步不前无法走向商业化。粉煤热解产物的煤气与粉焦的商业化分离方法的主要目标是：在保证长期稳定运行的条件下，提高煤气与半焦粉尘的分离精度即提高半焦粉尘回收率、降低煤气中固体含量，为煤气、焦油的后续加工奠定基础，同时分离方法必须便于工业可靠放大即便于提高单套系统加工量从而降低单位工程造价和单位能耗，只有在上述一个或几个目标上取得显著突破，才能成为商业化的粉煤热解产物气固分离技术。现有的粉煤热解产物的煤气与粉焦的分离方法，主要采用离心分离如旋风分离、多介质过滤、重力沉降等方法、氨水洗涤，从工程应用情况看，普遍存在着运行稳定性差如分离设备或管道系统容易形成焦油重组分沉积堵塞即运行周期短、分离效率低即脱尘煤气粉尘含量高的问题。存在上述问题的根源主要在于：①没有选择合适的热解方式，导致煤气中含有超饱和的焦油重组分雾滴；②没有选择合适的保温伴热方式，导致气固产物旋风分离器热解降温析出焦油重组分雾滴；③没有选择合适的快速分离方式，导致煤气分离器热解降温析出大量焦油重组分雾滴；④没有选择足够多级的分级分离方式，导致煤气分离系统脱尘精度低、脱尘煤气粉尘含量高。为了解决上述问题，本发明就②～④项提出改进方法，主要目标是在防止或阻止出现焦油雾滴条件下、分类分离大中固体颗粒和小微固体颗粒，手段是将旋风分离器布置在高温环境内、多次分级分离大中小微固体颗粒。事实上，粉煤热解产物ccp的含焦油气的煤气与粉焦的气固分离过程ccps，可以与石油基重油催化裂化反应再生系统的提升管反应产物pcp的油气与结焦催化剂颗粒的气固分离过程pcps相比较，比较特点如下，现代石油基重油催化裂化反应再生系统的通常使用微粒型催化剂，催化剂颗粒直径通常小于180微米：①粉煤热解产物ccp中的焦油气的最重组分的沸点，通常高于pcp中的焦油气的最重组分的沸点，因为催化裂化反应过程使用的呈酸性的粉状催化裂化催化剂强烈吸附高沸点烃并使其脱氢缩合结焦，而粉煤热解产物ccp中的半焦对焦油的吸附能力要小的多且缺乏大量酸性裂化活性中心；因此，粉煤热解产物ccp中的焦油气浓度一旦超过饱和浓度或ccp操作温度一旦低于露点温度，重质焦油气会析出，并在接触的管道、设备的表面上形成粘附、沉积、缩合结焦，加之半焦颗粒的粘附、沉积，在条件合适的场合，会快速形成沉积甚至堵塞流道；②催化裂化反应过程使用的粉状催化裂化催化剂的粒度范围较窄，有少量小于10微米甚至小于1微米的颗粒，有大量20～180微米的颗粒，也有极少量的大于180微米的颗粒；气固分离过程pcps，通常仅需设置布置于沉降器内顶部空间的旋风分离系统；而粉煤热解产物ccp中的固体粉尘的粒度范围更宽，有大量小于10微米甚至小于1微米的颗粒(来自于原料粉煤、来自流动过程的碰撞粉碎、来自流化床烧焦过程的燃烧缩径产生的小颗粒)，有大量20～180微米的颗粒，也有大量180～2000微米的颗粒；因此，ccp的气固分离过程，与pcp的气固分离过程相比，需要增加一个脱细粉的深度气固分离过程。另一方面，粉煤热解产物ccp的含焦油气的煤气与粉焦的气固分离过程ccps，可以与石油基重油催化裂化反应再生系统的烟气气固分离系统ovps相比较，比较特点如下：①烟气气固分离系统ovps，通常包含布置于烧焦反应器内顶部空间的前部旋风分离系统ovpsa和外置式烟气多管导叶式三旋气固分离器组成的后部深度气固分离系统ovpsb；三旋气固分离器深度脱尘的目的是保护烟气能量回收透平的正常运转、降低磨损，满足排大气烟气的粉尘含量低于环保标准值；粉煤热解产物ccp的气固分离系统，也应包含布置于沉降器内顶部空间的前部旋风分离系统、内置式或外置式煤气多管导叶式旋风分离器组成的后部深度气固分离系统；②烟气气固分离系统ovps，烟气中可冷凝组分是低凝点的水，因此不必考虑中温、高温条件下烟气出现凝析组分与粉尘在管道、器壁内表面形成沉积或堵塞；而粉煤热解产物ccp中的焦油气浓度一旦超过饱和浓度或ccp操作温度一旦低于露点温度，重质焦油气如胶状沥青状组分会析出，并在接触的管道、设备的表面上形成粘附、沉积、缩合结焦，加之半焦颗粒的粘附、沉积，在条件合适的场合，会快速形成沉积甚至堵塞流道；因此必须考虑高温、中温条件下一段煤气s10pv出现凝析焦油组分与半焦粉尘在管道、器壁内表面形成沉积或堵塞的可能并预以防止。由于蜡油或渣油流态化催化裂化的反应再生系统，已有超过50年的成功运转历史，其大型化单系列装置加工渣油量可达400～800万吨/年，催化剂循环量可达2000～4000万吨/年即2500～5000吨/时，因此，该成熟技术的气固分离技术的借鉴价值极大。本发明认为，结合粉煤热解产物ccp的气固分离系统的热力学特征，借鉴或移植或组合移植或移植改造组合石油基重油催化裂化反应再生系统的提升管反应产物pcp的油气与结焦催化剂颗粒的气固分离过程pcps、烟气气固分离系统ovps的成熟技术，完全能够构建粉煤热解产物ccp的深度气固分离方法。本发明的基本设想是：含碳氢元素的粉料的热解反应产物的深度气固分离方法，适合于粉煤热解产物r10p的加工，r10p通过布置于沉降器内的使用旋风分离器的分离段s10分离为一段煤气s10pv和一段半焦s10ps，s10pv进入分离段s30的带有伴热腔体的分离器s30e分离为煤气s30uv、下泄气s30dv和半焦s30ds组成的下卸料s30dsv，s30dsv进入带有伴热腔体的分离器s40e分离为煤气s40v和半焦s40ds，流化床烧焦过程的换热管排出的高温净化煤气经过伴热腔体后可注入分离原料气或产品气中防止气流出现焦油雾滴；s30uv、s40v分别进行气、液分离且所得煤气联合加工；s30uv、s40v的分离回收步骤通常使用洗涤分馏塔。当然，分离段s10与s30之间的输送管道的长度，越短越好。关于深度分离步骤s30的分离器s30e的伴热腔体，其构成方案有2种：①方案一，沉降器顶部空间足够大时，将分离步骤s30的分离器s30e布置于沉降器内的顶部空间，此时，沉降器顶部空间就是分离器s30e的伴热腔体；②方案二，分离步骤s30的分离器s30e独立布置，在多管导叶式旋风分离器的器壁上设置伴热夹套或伴热腔体，伴热夹套可以是在分离器s30e承压器壁外形成的外置式伴热夹套，伴热夹套也可以是在分离器s30e承压器壁内形成的内置式伴热夹套；伴热夹套使用流化床烧焦反应过程的换热管排出的伴热气如高温净化煤气经过伴热腔体向分离器s30e供热，离开伴热腔体的伴热气可注入一段煤气s10pv中或注入分离器s30e中或注入产品气s30uv中防止气流出现焦油雾滴，离开伴热腔体的伴热气可注入二级热解反应器底部用作气提气v22v二次使用；当然独立布置的分离器s30e需要设置良好的外部保温设施；而本发明设计的s30e伴热夹套，则可以保证即使在s30e的外部保温设施出现局部失效，仍能有效保证s30e内的气固分离过程处于高温环境而不出现焦油凝析现象。本发明的内置式气固分离系统s10，是借鉴石油基重油催化裂化反应再生系统的提升管反应产物的布置于沉降器中的气固分离系统(如粗旋、一级主旋、二级主旋)而提出的，因此，全部相关技术可以作为本发明的借鉴技术或
背景技术：
，相关的各种气固分离技术均可以合理移植使用。本发明的外置式气固分离系统s30，是借鉴石油基重油催化裂化反应再生系统的烟气气固分离后部系统(外置式烟气多管导叶式三旋气固分离器)而提出的，因此，全部相关技术可以作为本发明的借鉴技术或
背景技术：
，相关的各种气固分离技术均可以合理移植使用。记载这类技术的一个文献t001是：①出版物名称：《催化裂化工艺与工程》，801页至845页；②检索用图书编码：isbn编码：7-80043-537-7；中国版本图书馆cip数据核字：(2004)第131193号；③主编：陈俊武；④出版社：中国石化出版社。在文献t001的813页至822页，详细记载了催化裂化反应再生系统的烟气除尘旋风分离器，特别对烟气的深度脱尘系统即烟气第三级旋风分离器的结构型式进行了系统描述，这是一类采用公用的进气、排气室、灰斗，将数量达到几十个至上百个旋风管并联安装使用的气固分离器，其中，图5-289、图5-290表示的uop公司提出的烟气立式三级旋风分离器uop-type(包括单根旋风分离管、分离器整体结构)为本发明推荐优选参考方案，其主要优点如下：①在uop-type中，将出口的净化气从单管中下部轴向引出，而回收的颗粒随少量烟气从位于单管下部侧壁的细长槽口以切线方向引出，由于进出烟气的气流方向一致且与地球的重力方向一致，减少了出口气体对回收细粉的夹带，对于烟气第三级旋风分离器而言，这种顺重力场的气固同向流型气固分离器的气固分离效率，明显高于常规的气固逆向流型气固分离器的气固分离效率；②在uop-type中，这种顺重力场的气固同向流型气固分离器的气体流场形成了近乎直线的气体流道，对于粉煤热解产物ccp的深度气固分离而言，在出现焦油气凝析的意外情况时可以减少分离器s30e内焦油液体的积存体积量且便于凝液被气体夹带吹出分离器；③uop-type设备结构中的内套筒，简单延伸改造后即可构成本发明分离器s30e的基本构型伴热腔体，详见本发明的图4和图4说明部分；④uop-type设备结构中的内套筒，简单延伸改造后即可构成本发明分离器s30e的最简单构型伴热腔体，详见本发明的图5和图5说明部分。本发明所述含碳氢元素的粉料的热解反应产物的深度气固分离方法，未见报道。本发明方法可应用于多种含有碳氢元素的固体粉料的热解反应过程，也可应用于2种或多种不同来源粉料的联合加工。因此，本发明的第一目的在于提出含碳氢元素的粉料的热解反应产物的深度气固分离方法，采用内置式分离系统s10和外置式带伴热腔体的分离系统s30。本发明的第二目的在于提出含碳氢元素的粉料的热解反应产物的深度气固分离方法，采用内置式分离系统s10和外置式带伴热腔体的分离系统s30，离开伴热腔体的伴热气可注入一段煤气s10pv中或注入分离器s30e中防止气流出现焦油雾滴。本发明的第三目的在于提出含碳氢元素的粉料的热解反应产物的深度气固分离方法，采用内置式分离系统s10和外置式带伴热腔体的分离系统s30，离开伴热腔体的伴热气可注入二级热解反应器底部用作气提气v22v二次使用。本发明的第四目的在于提出含碳氢元素的粉料的热解反应产物的深度气固分离方法，采用内置式分离系统s10和外置式带伴热腔体的分离系统s30，换设置外置式带伴热腔体的分离系统s40。本发明的第五目的在于提出一种粉煤热解反应产物的气固分离方法。本发明的第六目的在于提出一种煤粉热解方法。技术实现要素：本发明含碳氢元素的粉料的热解反应产物的深度气固分离方法，其特征在于包含以下步骤：(1)在一级热解反应过程r10，含碳氢元素的粉料r10fs通过热解反应器r10e完成热解反应r10r转化为一级热解反应气固产物r10p；(2)在气固分离段s10，一级热解反应气固产物r10p通过使用旋风分离器的分离系统分离为一段分离煤气s10pv和一段分离半焦s10pl；气固分离段s10使用的旋风分离器，布置于步骤(3)所述的沉降器r20e内的上部空间中，沉降器r20e内的上部空间的高温环境构成气固分离段s10使用的旋风分离器的外部高温环境；气固分离段s10，至少包含2级串联操作的旋风分离步骤s101、s102；一段分离半焦s10pl包括气固分离段s10各级排出的半焦；气固分离段s10的最后一级旋风分离器排出的煤气用作一段分离煤气s10pv；在s101，一级热解反应气固产物r10p进入粗旋s101分离为粗旋煤气s101v和粗旋半焦s101s；在s102，粗旋煤气s101v通过管道进入一级主旋s102分离为一级主旋煤气s102v和一级主旋半焦s102s；一段分离半焦s10pl包含粗旋半焦s101s和一级主旋半焦s102s；(3)在二级热解反应过程r20，使用二级热解反应器r20e或沉降器r20e，至少一部分一段分离半焦s10pl进入二级热解反应过程r20的反应空间，主体流向是自上而下流动，进行第二热解反应r20r；二级热解半焦r20ps排出二级热解反应过程r20；(4)在气固分离过程s20，离开二级热解反应过程r20的固体粉料主体床层后的含尘二级热解煤气r20epv，通过使用旋风分离器的分离系统s20分离为排出气固分离过程s20的二级热解煤气r20pv和返回二级热解反应空间的回流半焦s20ps；(5)在管道pp中，一段分离煤气s10pv通过管道pp进入步骤(6)所述气固分离段s30；(6)在深度脱尘段sx，设置气固分离步骤s30，一段分离煤气s10pv进入设置多根旋风分离管的多管并联分离器s30e，采用排放下泄气的操作方式，分离为煤气s30uv和气固下卸料s30dsv，气固下卸料s30dsv包含半焦s30ds和下泄气s30dv；气固分离步骤s30，使用的气固分离器s30e为设置伴热腔的多管并联分离系统，高温伴热气vt100，流经伴热腔体v35向s30e内部介质供热。本发明，气固分离器s30e的结构通常为于：(6)在深度脱尘段sx，设置气固分离步骤s30，使用的气固分离器s30e为设置伴热腔的多管并联分离系统，高温伴热气vt100，流经伴热腔体v35向s30e内部介质供热；气固分离步骤s30，使用的气固分离器s30e的结构是：设置至少一个导流叶片式旋风分离管的多管并联操作的立式分离设备，使用的旋风分离管xf301为垂直安装的上进料下出料结构，s30e内部空间至少包括自上而下设置的进料气体分布室v32、半焦收集室v33、脱尘气集气室v34，旋风分离管xf301的入口与气体分布室v32联通，旋风分离管xf301的脱尘气体排放口与脱尘气集气室v34联通，旋风分离管xf301的排焦口与半焦收集室v33联通；一段分离煤气s10pv气体穿过s30e的总体流向是自上而下，气体穿过旋风分离管xf301进行气固分离过程的流动特征是顺重力场的气固同向流型，s30e的工作步骤如下：①在分布室v32，一段分离煤气s10pv，进入s30e上部的分布室v32向下流动，进行气体分布；②在旋风分离管xf301中，来自分布室v32的一段分离煤气s10pv，沿着重力方向加速经进气口1进入设置导流叶片的旋风分离管xf301中；脱尘煤气s30uv从各单根旋风分离管xf301中下部导气管轴向引出流入脱尘煤气收集室v34，在旋风分离管xf301的导气管中，煤气主体流向为沿着重力方向的自上而下流动；进入和排出旋风分离管xf301的煤气的气流方向一致且与地球的重力方向一致；回收的半焦颗粒随少量煤气从位于各单根旋风分离管xf301下部侧壁的细长槽口7以切线方向引出流入半焦收集室v33；③在脱尘气集气室v34中，脱尘煤气自脱尘气集气室v34下部设置的排气口k302排出s30e；④在半焦收集室v33，由下泄半焦粉尘s30ds和下泄气s30dv组成的气固混合料s30dsv经半焦导管p310的开口k303排出v33即排出s30e。本发明，在深度脱尘段sx，设置气固分离段s30，特别地，使用的气固分离器s30e为设置伴热腔的多管并联分离系统，高温伴热气vt100自上部进入伴热腔体v35向下流动并向s30e内部介质供热，自伴热腔体v35下部排出的高温伴热气vt100，在分离器s30e的壳体ve30内的下部空间与脱尘煤气s30uv混合后排出s30e。本发明，在深度脱尘段sx，设置分离步骤s30、分离步骤s40时，其特征在于：(6)在深度脱尘段sx，设置分离步骤s30、分离步骤s40；在气固分离步骤s30，一段分离煤气s10pv进入带有伴热腔体v35的设置多根旋风分离管的多管并联分离器s30e，采用排放下泄气的操作方式，分离为煤气s30uv和气固下卸料s30dsv，气固下卸料s30dsv包含半焦s30ds和下泄气s30dv；高温伴热气vt100，流经伴热腔体v35向s30e内部介质供热；在分离步骤s40，气固下卸料s30dsv进入设置旋风分离管的分离系统s40，采用排放下泄气的操作方式，分离为煤气s40uv和气固下卸料s40dsv，气固下卸料s40dsv包含半焦s40ds和下泄气s40dv；在半焦储罐v402，气固下卸料s40dsv分离为煤气s40dv和半焦s40ds。本发明，在深度脱尘段sx，在气固分离段s30，通常一段分离煤气s10pv进入设置多根导流叶片式旋风分离管的多管并联分离系统。本发明，在深度脱尘段sx，设置分离步骤s30、分离步骤s40时，一种优选布置方案是：(6)在深度脱尘过程sx，设置串联操作的旋风分离步骤s30、s40；在分离步骤s30，一段分离煤气s10pv进入设置多根导流叶片式旋风分离管的多管并联分离系统；在分离步骤s40，气固下卸料s30dsv进入设置导流叶片式旋风分离管的分离系统；分离步骤s30使用的分离器s30e与分离步骤s40使用的分离器s40e，其布置方式为上、下纵向布置，s30e位于s40e之上；气固下卸料s40dsv进入半焦储罐v402的过程，由重锤阀或翼阀控制。本发明，在气固分离段s10，可以包含3级串联操作的旋风分离步骤s101、s102、s103；在s103，一级主旋煤气s102v通过管道进入二级主旋s103分离为二级主旋煤气s103v和二级主旋半焦s103s；一段分离半焦s10pl包含粗旋半焦s101s、一级主旋半焦s102s和二级主旋半焦s103s；最后一级旋风分离器排出的煤气即二级主旋煤气s103v用作一段分离煤气s10pv。本发明，在气固分离段s10，可以包含4级串联操作的旋风分离步骤s101、s102、s103、s104；在s104，二级主旋煤气s103v通过管道进入三级主旋s104分离为三级主旋煤气s104v和三级主旋半焦s104s；一段分离半焦s10pl包含粗旋半焦s101s、一级主旋半焦s102s、二级主旋半焦s103s和三级主旋半焦s104s；最后一级旋风分离器排出的煤气即三级主旋煤气s104v用作一段分离煤气s10pv。本发明，分离步骤s30排出的煤气s30uv进入分离回收步骤s700，可以进行气、液分离、可以进行气、油、水分离，可以使用洗涤分馏塔st700进行气、液分离。本发明，分离步骤s40排出的煤气s40uv进入分离回收步骤s800，可以进行气、液分离，可以进行气、油、水分离，可以使用洗涤分馏塔st800进行气、液分离。本发明，在一级热解反应过程r10，含碳氢元素的粉料r10fs的粒径通常为0～6毫米、一般为0～2毫米，含碳氢元素的粉料r10fs选自下列物料中的一种或几种：①低变质粉煤；②高变质粉煤；③油母页岩粉；④其它在热解过程能够产生含油蒸汽的固体粉料。本发明，一级热解反应过程r10的操作压力通常为：0.1～6.0mpa，以绝对压力计。本发明，在一级热解反应过程r10，含碳氢元素的粉料r10fs为粉煤时，一级热解反应过程r10的反应产物出口温度即一级热解反应过程终端反应温度：通常为350～700℃、一般为400～600℃、宜为420～500℃。本发明，在管道pp中，一段分离煤气s10pv与分离器s30e排出的高温伴热气vt100混合为混合气xv后进入步骤(6)所述气固分离段s30，xv的操作温度高于物流xv自身的露点温度；通常，xv的操作温度高于xv自身露点温度至少1～10℃；在管道pp中，高温伴热气vt100的温度，通常高于一段分离煤气s10pv的温度50～300℃；在管道pp中，高温伴热气vt100的标准状态体积流量为一段分离煤气s10pv的标准状态体积流量的5～25％，混合气xv操作温度高于一段分离煤气s10pv操作温度至少5～20℃；在管道pp中，通常高温伴热气vt100中碳四及其以上烃组分的体积浓度不大于0.05％；在管道pp中，至少一部分高温伴热气vt100来自煤气s30uv的脱油处理后煤气，构成循环物流。本发明，二级热解反应过程r20和气固分离过程s20的操作方式通常为：(3)在二级热解反应过程r20，至少一部分一段分离半焦s10pl进入二级热解反应过程r20的反应空间，主体流向是自上而下流动，与自下而上流动的气提气v22v接触产生升温效应进行第二热解反应r20r；二级热解半焦r20ps排出二级热解反应过程r20；通常，二级热解反应过程r20的气固流动状态表现为散式流化床。(4)在气固分离过程s20，离开固体粉料主体床层后的含尘二级热解煤气r20epv，通过至少使用2级串联操作的旋风分离器的气固分离系统s20完成气固分离，所得脱尘二级热解煤气r20pv排出气固分离过程s20，s20与s10至少部分共用。本发明，通常设置流化烧焦反应过程r50，其特征在于：(7)在流化烧焦反应过程r50，基于二级热解半焦r20ps的半焦进入流化烧焦反应空间，与自下而上流动的含氧气体接触，发生流化床烧焦反应r50r，产生高温氧化半焦r50ps和烟气yq，烟气yq自上部空间排出流化烧焦反应过程r50；高温氧化半焦r50ps排出流化烧焦反应过程r50；通常流化烧焦反应空间的上部稀相段的器内含尘烟气r50e-yq，经过布置于流化烧焦反应器r50e内上部空间的旋风分离系统s5脱尘分离为烟气yq和回流半焦粉尘r50e-rs；烟气yq离开旋风分离系统s5即排出流化烧焦反应器r50e，旋风分离系统s5的旋风分离器料腿排出的半焦粉尘r50e-rs返回流化烧焦反应空间循环加工；通常，至少一部分高温氧化半焦r50ps作为第一固体热载体r10ks使用。本发明，在流化烧焦反应过程r50，可以设置外取热器r50-out-hx，排出流化烧焦反应过程r50的热氧化半焦进入外取热器r50-out-hx与取热介质间接换热降低温度后，排出外取热器r30-out-hx。本发明，在流化烧焦反应过程r50，可以设置外取热器r50-out-hx，来自流化烧焦反应过程r50的热氧化半焦进入外取热器r50-out-hx与取热介质间接换热降低温度，排出外取热器r50-out-hx的降温氧化半焦返回流化烧焦反应过程r50循环使用。本发明，在管道pp中，一段分离煤气s10pv与高温伴热气vt100混合为混合气xv后进入步骤(6)所述气固分离段s30，xv的操作温度高于物流xv自身的露点温度；至少一部分高温伴热气vt100可以为在流化烧焦反应过程r50间接加热后的气体。本发明，在管道pp中，一段分离煤气s10pv与高温伴热气vt100混合为混合气xv后进入步骤(6)所述气固分离段s30，xv的操作温度高于物流xv自身的露点温度；至少一部分高温伴热气vt100可以为在流化烧焦反应过程r50间接加热后的气体，高温伴热气vt100介质为净化后煤气。本发明，在二级热解反应过程r20，气提气v22v可以是流化烧焦反应器r50e器内稀相空间布置的间接换热器r50-hx排出的取热气体。本发明，在二级热解反应过程r20，气提气v22v可以是流化烧焦反应器r50e的外部半焦换热器排出的取热气体。本发明，设置串联操作的旋风分离步骤s30、s40时，下泄气s30dv控制目标为：(6)在气固分离段s30，设置串联操作的旋风分离步骤s30、s40；在分离步骤s30，一段分离煤气s10pv进入设置多根旋风分离管的多管并联分离系统，采用排放下泄气的操作方式，分离为煤气s30uv和气固下卸料s30dsv，气固下卸料s30dsv包含半焦s30ds和下泄气s30dv；在分离步骤s40，气固下卸料s30dsv进入设置旋风分离管的分离系统，采用排放下泄气的操作方式，分离为煤气s40uv和气固下卸料s40dsv，气固下卸料s40dsv包含半焦s40ds和下泄气s40dv；在半焦储罐v402，气固下卸料s40dsv分离为煤气s40dv和半焦s40ds，煤气s40dv自上部排出储罐v402，半焦s40ds自下部排出储罐v402；下泄气s30dv的标准状态体积流量rk，与s30进料一段分离煤气s10pv的标准状态体积流量ro之比定义为k，即k＝rk/ro，k值通常为0.2％～10％、一般为1.0％～5.0％。本发明，各步骤的操作条件通常为：(1)在一级热解反应过程r10，含碳氢元素的粉料r10fs为粉煤，粉煤粒度为0～6毫米；一级热解反应过程r10，使用提升管流化床热解反应器，第一固体热载体r10ks为来自流化烧焦反应过程r50的高温氧化半焦；一级热解反应过程r10的反应时间为0.1～10s，提升管反应产物出口温度即一级热解反应过程终端反应温度为400～500℃；第一固体热载体r10ks的重量与粉煤r10fs重量比值为1～30；(2)气固分离过程s10，一段分离煤气s10pv中固体含量低于50克/立方米；(3)在二级热解反应过程r20的反应空间，设置2～12副人字挡板或环形挡板，二级热解反应过程的主热解段的温度为460～700℃；二级热解段底部通入450～650℃气提气v22v进行焦油蒸汽汽提，气提气v22v通过半焦料层后向上流动并进入二级热解反应过程r20的二级热解煤气产物中；(4)在气固分离过程s20，二级热解煤气产物经过气固分离过程s10的粗旋与主旋之间的周隙进入主旋离开二级热解反应空间，在主旋内与一级热解煤气混合进行气固分离；(5)在管道pp中，一段分离煤气s10pv与高温伴热气vt100混合为混合气xv后进入步骤(6)所述气固分离段s30，xv的操作温度高于物流xv自身的露点温度；(6)在气固分离段s30，煤气s30uv中固体含量低于2克/立方米。本发明，各步骤的操作条件一般为：(1)在一级热解反应过程r10，含碳氢元素的粉料r10fs为低变质粉煤，粉煤粒度为0～6毫米；一级热解反应过程r10，使用提升管流化床热解反应器，第一固体热载体r10ks为来自流化烧焦反应过程r50的高温氧化半焦；一级热解反应过程r10的反应时间为1.0～6s，提升管反应产物出口温度即一级热解反应过程终端反应温度为430～470℃；第一固体热载体r10ks的重量与粉煤r10fs重量比值为3～15；(2)气固分离过程s1，一段分离煤气s10pv中固体含量低于10克/立方米；(3)在二级热解反应过程r20的反应空间，设置2～12副人字挡板或环形挡板，二级热解反应过程的主热解段的温度为480～600℃；二级热解段底部通入450～650℃气提气v22v进行焦油蒸汽汽提，气提气v22v通过半焦料层后向上流动并进入二级热解反应过程r20的二级热解煤气产物中；(4)在气固分离过程s20，二级热解煤气产物经过气固分离过程s10粗旋与主旋之间的周隙进入顶旋离开二级热解反应空间，在顶旋内与一级热解煤气混合进行气固分离；(5)在管道pp中，一段分离煤气s10pv与高温伴热气vt100混合为混合气xv后进入步骤(6)所述气固分离段s30，xv的操作温度高于任意组分的露点温度；(6)在气固分离段s30，煤气s30uv中固体含量低于1克/立方米。本发明，各步骤的操作条件宜为：(1)在一级热解反应过程r10，含碳氢元素粉料r10fs为高挥发分的低变质粉煤，粉煤粒度为0～2毫米；一级热解反应过程r10，使用提升管流化床热解反应器，第一固体热载体r10ks为来自流化烧焦反应过程r50的高温氧化半焦；一级热解反应过程r10的反应时间为2.5～4s，提升管反应产物出口温度即一级热解反应过程终端反应温度为440～460℃；第一固体热载体r10ks的重量与粉煤r10fs重量比值为6～10；(2)气固分离过程s1，一段分离煤气s10pv中固体含量低于4克/立方米；(3)在二级热解反应过程r20的反应空间，设置2～12副人字挡板或环形挡板，二级热解反应过程的主热解段的温度为480～530℃；二级热解段底部通入450～650℃气提气v22v进行焦油蒸汽汽提，气提气v22v通过半焦料层后向上流动并进入二级热解反应过程r20的二级热解煤气产物中；(4)在气固分离过程s20，二级热解煤气产物经过气固分离过程s10粗旋与主旋之间的周隙进入顶旋离开二级热解反应空间，在顶旋内与一级热解煤气混合进行气固分离；(5)在管道pp中，一段分离煤气s10pv与高温伴热气vt100混合为混合气xv后进入步骤(6)所述气固分离段s30，xv的操作温度高于任意组分的露点温度；(6)在气固分离段s30，煤气s30uv中固体含量低于0.5克/立方米。本发明，一级热解反应过程r10使用的提升管流化床热解反应器r10e与二级热解反应过程r20使用的二级流化床热解反应器r20e，可以组成组合设备。本发明，二级热解反应过程r20使用的二级流化床热解反应器r20e与流化烧焦反应过程r50使用的流化床烧焦反应器r50e，可以组成组合设备。本发明，一级热解反应过程r10使用的提升管流化床热解反应器r10e、二级热解反应过程r20使用的二级流化床热解反应器r20e、流化烧焦反应过程r50使用的流化床烧焦反应器r50e，可以组成组合设备。本发明，二级热解反应过程r20使用的二级流化床热解反应器r20e，流化烧焦反应过程r50使用的流化床烧焦反应器r50e均为立式设备，从空间位置标高讲，其相互位置关系是：流化床烧焦反应器r50e的底部比沉降器r20e的底部更低，沉降器r20e排出的最终热解半焦依靠料位差流入流化床烧焦反应器r50e的底部。本发明，二级热解反应过程r20使用的二级流化床热解反应器r20e，与流化烧焦反应过程r50使用的流化床烧焦反应器r50e组成同轴式组合设备；同轴式指的是，沉降器r20e、流化床烧焦反应器r50e为同轴式立式组合设备，从空间位置关系讲，其相互位置关系是：流化床烧焦反应器r50e的空间部分地包围着沉降器r20e的空间；来自沉降器r20e的底部空间的热解半焦通过立管和塞阀流入流化床烧焦反应器r50e的下部空间。本发明，各步骤操作压力通常为：(1)一级热解反应过程r10的操作压力为：0.1～6.0mpa，以绝对压力计；(2)二级热解反应过程r20的操作压力为：0.1～6.0mpa，以绝对压力计；(7)流化烧焦反应过程r50的操作压力为：0.1～6.0mpa，以绝对压力计。本发明，在深度脱尘段sx，高温伴热气vt100，流经伴热腔体v35向s30e内部介质供热，离开伴热腔体v35的高温伴热气vt100，可以进入一级热解反应器r10e中，可以进入一段分离过程s10中，可以进一段分离煤气s10pv中，可以进入分离器s30e的脱尘煤气s30uv中，可以用作r20e底部的气提气v22v。附图说明图1是本发明应用于粉煤热解反应产物的气固分离过程的第一种实施方案的流程示意图。图1是高低并列式粉煤热解系统；高低并列式指的是，沉降器r20e、流化床烧焦反应器r50e均为立式设备，从空间位置标高讲，其相互位置关系是：流化床烧焦反应器r50e的底部比沉降器r20e的底部更低，沉降器r20e排出的最终热解半焦可依靠料位差自流进入流化床烧焦反应器r50e的底部。图中没有表示流化床烧焦反应器r50e系统的流程。沉降器r20e，因为具有一定热解功能，也可称为二级热解反应器。如图1所示，r10e为提升管式一级热解反应器，提升气r10fv经管道p101进入布置于r10e底部的分配器r10fv-sb分配后向上流动，粉煤fm(即r10fs)经管道p102、第一固体热载体半焦r10ks经管道p103进入r10e底部混合区r10e-1在提升气r10fv作用下形成流化床沿着提升管向上移动，期间发生粉煤第一热解反应r10r；完成第一热解反应的物料作为第一热解反应流出物r10p自顶部开口r10e-out排出r10e，r10p是由包含焦油组分的煤气、热解半焦组成的气固混相物流。如图1所示，分离段s10为第一热解反应流出物r10p的气固分离系统，布置于沉降器r20e内部空间的顶部位置。图2是图1中的气固分离系统s10的三级串联分离流程详图，粗旋s101为一级分离，一级主旋s102为二级分离，二级主旋s103为三级分离。图3是图2中的气固分离系统s10的粗旋s101与一级主旋s102的连接方式示意详图。如图3所示，粗旋s101出口气体输送管道与主旋的气体进料口之间存在周隙，用作接收沉降器r20e的含尘煤气的进料口。如图2所示，一级热解反应流出物r10p经管p105进入粗旋s101，粗旋s101完成一级气固分离，粗旋粉料沿料腿p106下降进入沉降器r20e内部空间并通常流入密相床区域以防止粉尘过度飞扬；含粉尘的粗旋煤气沿管p107喷入软连接的一级主旋s102的进料管p108，一级主旋s102完成二级气固分离，一级主旋粉料沿料腿p109下降进入沉降器r20e内部空间并通常流入稀相床区域；含少量粉尘的一级主旋煤气沿管p111进入直接连接的二级主旋s103，二级主旋s103完成三级气固分离，二级主旋粉料沿料腿p112下降进入沉降器r20e内部空间并通常流入稀相床区域，脱尘二级主旋煤气作为一段分离煤气s10pv沿管p115排出系统s10e。如图3所示，在分离段s10中，含粉尘的粗旋煤气沿管p107喷入软连接的一级主旋s102的进料管p108，图3表示了一种软连接方式，进料管p108的头部是一个扩径的喇叭口敞口p1081，管p107的头部p1071是一个同径延伸管敞口p1071，p1071伸入到喇叭口p1081的空间内，粗旋出口气体输送管道与主旋的气体进料管口之间存在周隙。如图1所示，r20e为二级热解反应器，r20e的内部空间，按照工艺功能至少包括设置旋风分离系统的顶部空间v21、一段分离半焦s10pl的沉降脱气空间或二级热解反应空间v22。通常希望二级热解反应空间呈现散式流化床形态，此时，上部为稀相空间v21、下部为密相空间v22，密相空间v22底部通常有气提气体v22向上流动。如图1所示，系统s10的料腿中的粉焦依靠重力进入二级热解反应过程r20，即旋风分离器料腿中的粉焦依靠重力进入二级热解反应过程r20的空间。如图1所示，进入沉降器r20e反应空间的一段分离半焦s10pl，产生主体流向为自上而下的流动并被挡板多次改变流向，挡板的结构形式有多种比如设置多块人字挡板、多块环形板等，在上述过程中一段分离半焦s10pl进行第二热解反应r20r；完成二级热解反应的物料分为下行的二级热解半焦r20eps和二级热解含尘煤气r20epv，脱气后二级热解半焦r20ps自沉降器r20e反应空间的底部经管道p2205、阀门、管道p2206排出，二级热解半焦r20ps最终可以去流化床烧焦反应器r50e或冷却后储存。如图1所示，二级热解含尘煤气r20epv，其气固分离过程s20与一级热解反应流出物的气固分离段s10，可部分或全部共用主旋系统，接收二级热解含尘煤气r20epv的进料口为“粗旋出口气体输送管道与主旋的气体进料口之间的周隙”，二级热解含尘煤气r20epv离开二级热解反应空间进入系统s10的主旋进行气固分离。如图1所示，450～650℃气提气v22v沿管道p2201进入v22内布置的分配器v22v-sb分配后进入二级热解反应空间v22底部，气提蒸汽通过半焦料层后气提并携带焦油蒸汽向上流动并最终进入二级热解反应过程r20的二级热解煤气产物中。在流化床烧焦反应器r50e，来自沉降器r20e的最终热解半焦如二级热解半焦r20ps，经过管道、滑阀、管道后进入r50e底部混合室r50e-1，含氧气提升气r50-zf进入布置于r50e底部的分布器v5-sb分布后向上流动，形成半焦流化床燃烧，燃烧生成的烟气沿着流化床烧焦反应器r50e向上移动并夹带半焦粉尘。流化床烧焦反应器r50e的器内烧焦烟气r50epv，其气固分离过程s50布置于流化床烧焦反应器r50e内部空间的顶部位置，由1级旋风分离器或串联操作的2级或多级旋风分离器组成；气固分离过程s50，分离粉焦后所得脱尘烟气yq排出流化床烧焦反应器r50e去压力能回收和或热量回收和或粉尘深度分离系统处理，通常处理后烟气yq排入大气或部分循环利用；气固分离过程s50，分离器料腿中的粉焦依靠重力返回流化床烧焦反应器r50e的烧焦反应空间循环加工。如图1所示，通过管道、滑阀和管道p103输送的热半焦，作为第一固体热载体r10ks进入一级热解反应器r10e。如图1所示，一段分离煤气s10pv通过管道p115进入后续分离回收系统s30。图1中，分布器r10fv-sb或v22v-sb，可为任意合适的形式，比如可为一个开有多个小孔的顶盖的喷头或为一个开有多个小孔的环形分布管或为一个开有多个小孔的顶盖的喷气室。图4是图1中的外置式气固分离系统s30的分离器s30e和气固分离系统s40的分离器s30的第一种结构详图，图5是图1中的外置式气固分离系统s30的分离器s30e的第一种结构详图，气固分离系统s30e的结构类似于石油基重油催化裂化反应再生系统的再生烟气气固分离后部系统即外置式烟气三级旋风分离器--多个导叶式旋风分离管并联操作的气固分离器，图示结构是基于uop-type型的烟气气固分离系统做出的改进，主要是增加了伴热腔体。如图1、图4、图5所示，沿管道p118进入s30e的顶部气体预分布室v31，经过分布于隔板pl3001上的多个小孔进入分布室v32；v31是由气体入口k301、器壁pl301、隔板pl305为边界构成的空间。图6是图5中的旋风分离管xf301的结构详图和安装方式示意图。如图1、图4、图5、图6所示，v32是由器壁pl301、隔板pl305、隔板pl306、旋风管上部安装板pl307及导叶式旋风分离管xf301的上部安装套管外壳为边界构成的空间，在分布室v32的底部，煤气只能通过旋风管的气体入口1向下流动，导叶式旋风分离管xf301可以设置1个或2个或多个(图中示出4个)。如图1、图4、图5、图6所示，在v32中的底部，气体沿着重力方向加速经进气口1进入设置导流叶片的旋风分离管xf301，脱尘煤体s30uv经导气管口2离开旋风分离管xf301进入脱尘气集气室v34；v34是由隔板pl303、隔板pl304、旋风管下部部安装板pl308及其旋风管安装套管的外壳、导叶式旋风分离管xf301的下端外壳和半焦导流管p310外壁、脱尘气体引出管p311内壁、脱尘气体排出口k302内壁为边界构成的空间；在分布室v34的底部，脱尘气体只能通过引出管p311排放；汇集于集气室v34的脱尘气体s30uv经排放口k302排出分离器s30e经管道p3051进入分离回收系统s700。如图1、图4、图5、图6所示，在分布室v32中，气体经进气口1进入旋风分离管xf301，将出口的脱尘煤气从单管中下部轴向引出流入脱尘煤气收集室v34，而回收的颗粒随少量煤气从位于单管下部侧壁的细长槽口7以切线方向引出流入半焦收集斗空间v33，由于进出煤气的气流方向一致且与地球的重力方向一致，减少了出口气体对回收细粉的夹带，这种顺重力场的气固同向流型气固分离器的气固分离效率，明显高于常规的气固逆向流型气固分离器的气固分离效率。如图1、图4、图5、图6所示，v33是由隔板pl302、旋风管上部安装板pl307、旋风管下部部安装板pl308及其旋风管安装套管的外壳、导叶式旋风分离管xf301的中段外壳和下部安装套管外壳、半焦导管p310内壁、半焦排放口k303内壁为边界构成的空间，v33下部空间至半焦排出口为边界；含有下泄半焦粉尘s30ds和下泄气s30dv组成的气固混合料s30dsv经半焦导管p310的开口k303排出v33即排出s30e，经管道p4001去s40进行五级气固分离。如图1、图4、图5、图6所示，s30e设置有伴热腔体v35，v34是由外壳ve30、隔板pl302、隔板pl303、隔板pl304、半焦导管p310部分外壁、煤气导管p311部分外壁、伴热气入口内壁、伴热气排放口内壁为边界构成的空间，v35下部空间至伴热气流道口kb为边界，v35上部空间至伴热气出口ka为边界；高温伴热气vt100，经伴热气入口kin(流道口ka或流道口kb)进入伴热腔体v35即进入s30e，经伴热气出口kout(流道口kb或流道口ka)离开伴热腔体v35即排出s30e。如图1、图4、图5、图6所示，是第一种伴热腔体v35的伴热介质进出方式，根据具体用户需要，可以选择上流道口ka或下流道口kb作为高温伴热气vt100的进料口。如图1、图4、图5、图6所示，离开伴热腔体v35的高温伴热气vt100，可以通过管道进入管道p118中或通过管道进入预分布室v31中，或通过隔板pl302和隔板pl306上部的导气孔进入分布室v32中，或通过隔板pl303和隔板pl304上部的导气孔进入脱尘气集气室v34中，或通过管道进入管道p3051中，也可用作r20e底部的气提气v22v，也可进入一级热解反应器r10e中，也可进入一段分离过程s10中。图7是图1中的外置式气固分离系统s30的分离器s30e的第二种结构详图。如图7所示，离开伴热腔体v35的高温伴热气vt100，与离开脱尘气集气室v34的脱尘煤气混合后，经排放口k302排出分离器s30e经管道p3051进入分离回收系统s700，此时，伴热腔体v35只需要设置高温伴热气vt100的进气口，而不需要设置高温伴热气vt100的排气口，分离器s30e的保温结构最为简单，但是高温伴热气vt100无法二次使用。图7是本发明的外置式气固分离系统s30的分离器s30e的第二种结构详图，气固分离系统s30e的结构类似于石油基重油催化裂化反应再生系统的再生烟气气固分离后部系统即外置式烟气三级旋风分离器--多个导叶式旋风分离管并联操作的气固分离器，图示结构是基于uop-type型的烟气气固分离系统做出的改进，主要是增加了伴热腔体。图7所示本发明分离器s30e的第二种结构详图，与图5所示本发明分离器s30e的第一种结构详图相比，主要区别是伴热腔体只需设置伴热气体进气口而不需要出气口，伴热气体排气直接与s30e的脱尘煤气排气直接混合，伴热腔体结构更为简化，除上述区别外，其它部分功能及结构完全相同。如图7所示，伴热气体(高温补热气vt100)经过上部开口ka进入伴热腔体v35，v35内部的上部靠近开口kin的空间内可以设置伴热气分布元件比如均匀分布小孔的环形隔板，v35内部的中部、下部、靠近伴热腔出口的的空间内均可以设置伴热气分布元件比如均匀分布小孔的环形隔板，伴热气自上而下流动最后与s30e的脱尘煤气排气直接混合，经脱尘煤气s30uv出口k302排出s30e。在高温补热气vt100的供气管道上可以设置流量显示仪表和或流量控制阀，在s30e的伴热腔外器壁或伴热腔体内，可以设置温度测量显示仪表。如图1、图4所示，分离段s40使用旋风分离器s40e进行五级分离，使用1个或2个或多个设置导流叶片的旋风分离管xf401(图中示出1个)，气固混合料s30dsv经导气管口p进入设置导流叶片的旋风分离管xf401，脱尘气体s40uv经导气管口q进入管道p4081离开s40e进入分离回收系统s800。如图1、图4所示，在s40e进行五级分离，使用设置导流叶片的旋风分离管xf401，气固混合料s30dsv经导气管口p进入设置导流叶片的旋风分离管xf401，半焦粉尘s40ds和下泄气s40dv组成的气固混合料s40dsv经开口r进入s40e的下段空间v401，并经过阀门f401后进入半焦储罐ve402的空间v402。阀门f401的形式可以是翼阀或重锤阀。如图1、图4所示，半焦储罐ve402的空间v402内储存的半焦经过管道p4095、阀门、管道p4096后排出，可以去烧焦反应器r50e或冷却后储存。如图1、图4所示，半焦储罐ve402的空间v402内排出的煤气s40dv流经管道p4091与管道p4081排出的气体s40uv汇合为s40v进入分离回收系统s800联合处理。s30e排出的脱尘气体s30uv，进入分离回收过程s700进行煤气的分离回收，可进行液、气分离，比如进行油、气分离，比如进行油、气、水分离；可进行液、气、尘分离，比如进行油、气、尘分离，比如进行或油、水、气、尘分离；分离回收过程s700，可以使用油液洗涤分馏塔，进行油洗和分馏；分离回收过程s700，可以使用水洗分离塔，进行水洗和分离，可以使用含氨水溶液循环洗涤冷却煤气。s40e及半焦储罐ve402排出的脱尘气体s40v，进入分离回收过程s800进行煤气的分离回收，可进行液、气分离，比如进行油、气分离，比如进行油、气、水分离；可进行液、气、尘分离，比如进行油、气、尘分离，比如进行或油、水、气、尘分离；分离回收过程s800，可以使用油液洗涤分馏塔，进行油洗和分馏；分离回收过程s800，可以使用水洗分离塔，进行水洗和分离，可以使用含氨水溶液循环洗涤冷却煤气。分离回收过程s700与分离回收过程s800，通常各自独立工作。分离回收过程s700与分离回收过程s800，可以部分或全部联合工作，适合于规模较小的装置，可简化流程。如图1所示，分离回收过程s700分离出气体s700pv和其它产品s700p1，其它产品s700p1可以包含水物流、油物流、含尘物流。气体s700pv经过管道p701、阀门f701、管道p702后去煤气后处理系统s900。由于流过管道p701的煤气占据了煤气产品绝大部分数量，是主煤气产品，因此阀门f701通常用作煤气热解反应过程r10的反应压力控制阀。如图1所示，分离回收过程s800分离出气体s800pv和其它产品s800p1，其它产品s800p1可以包含水物流、油物流、含尘物流。气体s800pv经过管道p801、控流元件f801、管道p802后与煤气s700pv混合后去煤气后处理系统s900。由于流过管道p801的煤气量决定了s30e排出的下泄气s30dv的气体量，通常设置控制流量的元件f801如阀门或限流孔板或文丘里管或临界喷嘴，调节或控制下泄气s30dv的气体量，调节或控制s30e的分离效果。s40e及半焦储罐ve402，可以采用设置伴热腔体的方法伴热保温，也可以采用直接注入少量高温伴热气与气体混合的方法保温，防止气相出现焦油组分凝析。具体实施方式本发明含碳氢元素的粉料的热解反应产物的深度气固分离方法，其特征在于包含以下步骤：(1)在一级热解反应过程r10，含碳氢元素的粉料r10fs通过热解反应器r10e完成热解反应r10r转化为一级热解反应气固产物r10p；(2)在气固分离段s10，一级热解反应气固产物r10p通过使用旋风分离器的分离系统分离为一段分离煤气s10pv和一段分离半焦s10pl；气固分离段s10使用的旋风分离器，布置于步骤(3)所述的沉降器r20e内的上部空间中，沉降器r20e内的上部空间的高温环境构成气固分离段s10使用的旋风分离器的外部高温环境；气固分离段s10，至少包含2级串联操作的旋风分离步骤s101、s102；一段分离半焦s10pl包括气固分离段s10各级排出的半焦；气固分离段s10的最后一级旋风分离器排出的煤气用作一段分离煤气s10pv；在s101，一级热解反应气固产物r10p进入粗旋s101分离为粗旋煤气s101v和粗旋半焦s101s；在s102，粗旋煤气s101v通过管道进入一级主旋s102分离为一级主旋煤气s102v和一级主旋半焦s102s；一段分离半焦s10pl包含粗旋半焦s101s和一级主旋半焦s102s；(3)在二级热解反应过程r20，使用二级热解反应器r20e或沉降器r20e，至少一部分一段分离半焦s10pl进入二级热解反应过程r20的反应空间，主体流向是自上而下流动，进行第二热解反应r20r；二级热解半焦r20ps排出二级热解反应过程r20；(4)在气固分离过程s20，离开二级热解反应过程r20的固体粉料主体床层后的含尘二级热解煤气r20epv，通过使用旋风分离器的分离系统s20分离为排出气固分离过程s20的二级热解煤气r20pv和返回二级热解反应空间的回流半焦s20ps；(5)在管道pp中，一段分离煤气s10pv通过管道pp进入步骤(6)所述气固分离段s30；(6)在深度脱尘段sx，设置气固分离步骤s30，一段分离煤气s10pv进入设置多根旋风分离管的多管并联分离器s30e，采用排放下泄气的操作方式，分离为煤气s30uv和气固下卸料s30dsv，气固下卸料s30dsv包含半焦s30ds和下泄气s30dv；气固分离步骤s30，使用的气固分离器s30e为设置伴热腔的多管并联分离系统，高温伴热气vt100，流经伴热腔体v35向s30e内部介质供热。本发明，气固分离器s30e的结构通常为于：(6)在深度脱尘段sx，设置气固分离步骤s30，使用的气固分离器s30e为设置伴热腔的多管并联分离系统，高温伴热气vt100，流经伴热腔体v35向s30e内部介质供热；气固分离步骤s30，使用的气固分离器s30e的结构是：设置至少一个导流叶片式旋风分离管的多管并联操作的立式分离设备，使用的旋风分离管xf301为垂直安装的上进料下出料结构，s30e内部空间至少包括自上而下设置的进料气体分布室v32、半焦收集室v33、脱尘气集气室v34，旋风分离管xf301的入口与气体分布室v32联通，旋风分离管xf301的脱尘气体排放口与脱尘气集气室v34联通，旋风分离管xf301的排焦口与半焦收集室v33联通；一段分离煤气s10pv气体穿过s30e的总体流向是自上而下，气体穿过旋风分离管xf301进行气固分离过程的流动特征是顺重力场的气固同向流型，s30e的工作步骤如下：①在分布室v32，一段分离煤气s10pv，进入s30e上部的分布室v32向下流动，进行气体分布；②在旋风分离管xf301中，来自分布室v32的一段分离煤气s10pv，沿着重力方向加速经进气口1进入设置导流叶片的旋风分离管xf301中；脱尘煤气s30uv从各单根旋风分离管xf301中下部导气管轴向引出流入脱尘煤气收集室v34，在旋风分离管xf301的导气管中，煤气主体流向为沿着重力方向的自上而下流动；进入和排出旋风分离管xf301的煤气的气流方向一致且与地球的重力方向一致；回收的半焦颗粒随少量煤气从位于各单根旋风分离管xf301下部侧壁的细长槽口7以切线方向引出流入半焦收集室v33；③在脱尘气集气室v34中，脱尘煤气自脱尘气集气室v34下部设置的排气口k302排出s30e；④在半焦收集室v33，由下泄半焦粉尘s30ds和下泄气s30dv组成的气固混合料s30dsv经半焦导管p310的开口k303排出v33即排出s30e。本发明，在深度脱尘段sx，设置气固分离段s30，特别地，使用的气固分离器s30e为设置伴热腔的多管并联分离系统，高温伴热气vt100自上部进入伴热腔体v35向下流动并向s30e内部介质供热，自伴热腔体v35下部排出的高温伴热气vt100，在分离器s30e的壳体ve30内的下部空间与脱尘煤气s30uv混合后排出s30e。本发明，在深度脱尘段sx，设置分离步骤s30、分离步骤s40时，其特征在于：(6)在深度脱尘段sx，设置分离步骤s30、分离步骤s40；在气固分离步骤s30，一段分离煤气s10pv进入带有伴热腔体v35的设置多根旋风分离管的多管并联分离器s30e，采用排放下泄气的操作方式，分离为煤气s30uv和气固下卸料s30dsv，气固下卸料s30dsv包含半焦s30ds和下泄气s30dv；高温伴热气vt100，流经伴热腔体v35向s30e内部介质供热；在分离步骤s40，气固下卸料s30dsv进入设置旋风分离管的分离系统s40，采用排放下泄气的操作方式，分离为煤气s40uv和气固下卸料s40dsv，气固下卸料s40dsv包含半焦s40ds和下泄气s40dv；在半焦储罐v402，气固下卸料s40dsv分离为煤气s40dv和半焦s40ds。本发明，在深度脱尘段sx，在气固分离段s30，通常一段分离煤气s10pv进入设置多根导流叶片式旋风分离管的多管并联分离系统。本发明，在深度脱尘段sx，设置分离步骤s30、分离步骤s40时，一种优选布置方案是：(6)在深度脱尘过程sx，设置串联操作的旋风分离步骤s30、s40；在分离步骤s30，一段分离煤气s10pv进入设置多根导流叶片式旋风分离管的多管并联分离系统；在分离步骤s40，气固下卸料s30dsv进入设置导流叶片式旋风分离管的分离系统；分离步骤s30使用的分离器s30e与分离步骤s40使用的分离器s40e，其布置方式为上、下纵向布置，s30e位于s40e之上；气固下卸料s40dsv进入半焦储罐v402的过程，由重锤阀或翼阀控制。本发明，在气固分离段s10，可以包含3级串联操作的旋风分离步骤s101、s102、s103；在s103，一级主旋煤气s102v通过管道进入二级主旋s103分离为二级主旋煤气s103v和二级主旋半焦s103s；一段分离半焦s10pl包含粗旋半焦s101s、一级主旋半焦s102s和二级主旋半焦s103s；最后一级旋风分离器排出的煤气即二级主旋煤气s103v用作一段分离煤气s10pv。本发明，在气固分离段s10，可以包含4级串联操作的旋风分离步骤s101、s102、s103、s104；在s104，二级主旋煤气s103v通过管道进入三级主旋s104分离为三级主旋煤气s104v和三级主旋半焦s104s；一段分离半焦s10pl包含粗旋半焦s101s、一级主旋半焦s102s、二级主旋半焦s103s和三级主旋半焦s104s；最后一级旋风分离器排出的煤气即三级主旋煤气s104v用作一段分离煤气s10pv。本发明，分离步骤s30排出的煤气s30uv进入分离回收步骤s700，可以进行气、液分离、可以进行气、油、水分离，可以使用洗涤分馏塔st700进行气、液分离。本发明，分离步骤s40排出的煤气s40uv进入分离回收步骤s800，可以进行气、液分离，可以进行气、油、水分离，可以使用洗涤分馏塔st800进行气、液分离。本发明，在一级热解反应过程r10，含碳氢元素的粉料r10fs的粒径通常为0～6毫米、一般为0～2毫米，含碳氢元素的粉料r10fs选自下列物料中的一种或几种：①低变质粉煤；②高变质粉煤；③油母页岩粉；④其它在热解过程能够产生含油蒸汽的固体粉料。本发明，一级热解反应过程r10的操作压力通常为：0.1～6.0mpa，以绝对压力计。本发明，在一级热解反应过程r10，含碳氢元素的粉料r10fs为粉煤时，一级热解反应过程r10的反应产物出口温度即一级热解反应过程终端反应温度：通常为350～700℃、一般为400～600℃、宜为420～500℃。本发明，在管道pp中，一段分离煤气s10pv与分离器s30e排出的高温伴热气vt100混合为混合气xv后进入步骤(6)所述气固分离段s30，xv的操作温度高于物流xv自身的露点温度；通常，xv的操作温度高于xv自身露点温度至少1～10℃；在管道pp中，高温伴热气vt100的温度，通常高于一段分离煤气s10pv的温度50～300℃；在管道pp中，高温伴热气vt100的标准状态体积流量为一段分离煤气s10pv的标准状态体积流量的5～25％，混合气xv操作温度高于一段分离煤气s10pv操作温度至少5～20℃；在管道pp中，通常高温伴热气vt100中碳四及其以上烃组分的体积浓度不大于0.05％；在管道pp中，至少一部分高温伴热气vt100来自煤气s30uv的脱油处理后煤气，构成循环物流。本发明，二级热解反应过程r20和气固分离过程s20的操作方式通常为：(3)在二级热解反应过程r20，至少一部分一段分离半焦s10pl进入二级热解反应过程r20的反应空间，主体流向是自上而下流动，与自下而上流动的气提气v22v接触产生升温效应进行第二热解反应r20r；二级热解半焦r20ps排出二级热解反应过程r20；通常，二级热解反应过程r20的气固流动状态表现为散式流化床。(4)在气固分离过程s20，离开固体粉料主体床层后的含尘二级热解煤气r20epv，通过至少使用2级串联操作的旋风分离器的气固分离系统s20完成气固分离，所得脱尘二级热解煤气r20pv排出气固分离过程s20，s20与s10至少部分共用。本发明，通常设置流化烧焦反应过程r50，其特征在于：(7)在流化烧焦反应过程r50，基于二级热解半焦r20ps的半焦进入流化烧焦反应空间，与自下而上流动的含氧气体接触，发生流化床烧焦反应r50r，产生高温氧化半焦r50ps和烟气yq，烟气yq自上部空间排出流化烧焦反应过程r50；高温氧化半焦r50ps排出流化烧焦反应过程r50；通常流化烧焦反应空间的上部稀相段的器内含尘烟气r50e-yq，经过布置于流化烧焦反应器r50e内上部空间的旋风分离系统s5脱尘分离为烟气yq和回流半焦粉尘r50e-rs；烟气yq离开旋风分离系统s5即排出流化烧焦反应器r50e，旋风分离系统s5的旋风分离器料腿排出的半焦粉尘r50e-rs返回流化烧焦反应空间循环加工；通常，至少一部分高温氧化半焦r50ps作为第一固体热载体r10ks使用。本发明，在流化烧焦反应过程r50，可以设置外取热器r50-out-hx，排出流化烧焦反应过程r50的热氧化半焦进入外取热器r50-out-hx与取热介质间接换热降低温度后，排出外取热器r30-out-hx。本发明，在流化烧焦反应过程r50，可以设置外取热器r50-out-hx，来自流化烧焦反应过程r50的热氧化半焦进入外取热器r50-out-hx与取热介质间接换热降低温度，排出外取热器r50-out-hx的降温氧化半焦返回流化烧焦反应过程r50循环使用。本发明，在管道pp中，一段分离煤气s10pv与高温伴热气vt100混合为混合气xv后进入步骤(6)所述气固分离段s30，xv的操作温度高于物流xv自身的露点温度；至少一部分高温伴热气vt100可以为在流化烧焦反应过程r50间接加热后的气体。本发明，在管道pp中，一段分离煤气s10pv与高温伴热气vt100混合为混合气xv后进入步骤(6)所述气固分离段s30，xv的操作温度高于物流xv自身的露点温度；至少一部分高温伴热气vt100可以为在流化烧焦反应过程r50间接加热后的气体，高温伴热气vt100介质为净化后煤气。本发明，在二级热解反应过程r20，气提气v22v可以是流化烧焦反应器r50e器内稀相空间布置的间接换热器r50-hx排出的取热气体。本发明，在二级热解反应过程r20，气提气v22v可以是流化烧焦反应器r50e的外部半焦换热器排出的取热气体。本发明，设置串联操作的旋风分离步骤s30、s40时，下泄气s30dv控制目标为：(6)在气固分离段s30，设置串联操作的旋风分离步骤s30、s40；在分离步骤s30，一段分离煤气s10pv进入设置多根旋风分离管的多管并联分离系统，采用排放下泄气的操作方式，分离为煤气s30uv和气固下卸料s30dsv，气固下卸料s30dsv包含半焦s30ds和下泄气s30dv；在分离步骤s40，气固下卸料s30dsv进入设置旋风分离管的分离系统，采用排放下泄气的操作方式，分离为煤气s40uv和气固下卸料s40dsv，气固下卸料s40dsv包含半焦s40ds和下泄气s40dv；在半焦储罐v402，气固下卸料s40dsv分离为煤气s40dv和半焦s40ds，煤气s40dv自上部排出储罐v402，半焦s40ds自下部排出储罐v402；下泄气s30dv的标准状态体积流量rk，与s30进料一段分离煤气s10pv的标准状态体积流量ro之比定义为k，即k＝rk/ro，k值通常为0.2％～10％、一般为1.0％～5.0％。本发明，各步骤的操作条件通常为：(1)在一级热解反应过程r10，含碳氢元素的粉料r10fs为粉煤，粉煤粒度为0～6毫米；一级热解反应过程r10，使用提升管流化床热解反应器，第一固体热载体r10ks为来自流化烧焦反应过程r50的高温氧化半焦；一级热解反应过程r10的反应时间为0.1～10s，提升管反应产物出口温度即一级热解反应过程终端反应温度为400～500℃；第一固体热载体r10ks的重量与粉煤r10fs重量比值为1～30；(2)气固分离过程s10，一段分离煤气s10pv中固体含量低于50克/立方米；(3)在二级热解反应过程r20的反应空间，设置2～12副人字挡板或环形挡板，二级热解反应过程的主热解段的温度为460～700℃；二级热解段底部通入450～650℃气提气v22v进行焦油蒸汽汽提，气提气v22v通过半焦料层后向上流动并进入二级热解反应过程r20的二级热解煤气产物中；(4)在气固分离过程s20，二级热解煤气产物经过气固分离过程s10的粗旋与主旋之间的周隙进入主旋离开二级热解反应空间，在主旋内与一级热解煤气混合进行气固分离；(5)在管道pp中，一段分离煤气s10pv与高温伴热气vt100混合为混合气xv后进入步骤(6)所述气固分离段s30，xv的操作温度高于物流xv自身的露点温度；(6)在气固分离段s30，煤气s30uv中固体含量低于2克/立方米。本发明，各步骤的操作条件一般为：(1)在一级热解反应过程r10，含碳氢元素的粉料r10fs为低变质粉煤，粉煤粒度为0～6毫米；一级热解反应过程r10，使用提升管流化床热解反应器，第一固体热载体r10ks为来自流化烧焦反应过程r50的高温氧化半焦；一级热解反应过程r10的反应时间为1.0～6s，提升管反应产物出口温度即一级热解反应过程终端反应温度为430～470℃；第一固体热载体r10ks的重量与粉煤r10fs重量比值为3～15；(2)气固分离过程s1，一段分离煤气s10pv中固体含量低于10克/立方米；(3)在二级热解反应过程r20的反应空间，设置2～12副人字挡板或环形挡板，二级热解反应过程的主热解段的温度为480～600℃；二级热解段底部通入450～650℃气提气v22v进行焦油蒸汽汽提，气提气v22v通过半焦料层后向上流动并进入二级热解反应过程r20的二级热解煤气产物中；(4)在气固分离过程s20，二级热解煤气产物经过气固分离过程s10粗旋与主旋之间的周隙进入顶旋离开二级热解反应空间，在顶旋内与一级热解煤气混合进行气固分离；(5)在管道pp中，一段分离煤气s10pv与高温伴热气vt100混合为混合气xv后进入步骤(6)所述气固分离段s30，xv的操作温度高于任意组分的露点温度；(6)在气固分离段s30，煤气s30uv中固体含量低于1克/立方米。本发明，各步骤的操作条件宜为：(1)在一级热解反应过程r10，含碳氢元素粉料r10fs为高挥发分的低变质粉煤，粉煤粒度为0～2毫米；一级热解反应过程r10，使用提升管流化床热解反应器，第一固体热载体r10ks为来自流化烧焦反应过程r50的高温氧化半焦；一级热解反应过程r10的反应时间为2.5～4s，提升管反应产物出口温度即一级热解反应过程终端反应温度为440～460℃；第一固体热载体r10ks的重量与粉煤r10fs重量比值为6～10；(2)气固分离过程s1，一段分离煤气s10pv中固体含量低于4克/立方米；(3)在二级热解反应过程r20的反应空间，设置2～12副人字挡板或环形挡板，二级热解反应过程的主热解段的温度为480～530℃；二级热解段底部通入450～650℃气提气v22v进行焦油蒸汽汽提，气提气v22v通过半焦料层后向上流动并进入二级热解反应过程r20的二级热解煤气产物中；(4)在气固分离过程s20，二级热解煤气产物经过气固分离过程s10粗旋与主旋之间的周隙进入顶旋离开二级热解反应空间，在顶旋内与一级热解煤气混合进行气固分离；(5)在管道pp中，一段分离煤气s10pv与高温伴热气vt100混合为混合气xv后进入步骤(6)所述气固分离段s30，xv的操作温度高于任意组分的露点温度；(6)在气固分离段s30，煤气s30uv中固体含量低于0.5克/立方米。本发明，一级热解反应过程r10使用的提升管流化床热解反应器r10e与二级热解反应过程r20使用的二级流化床热解反应器r20e，可以组成组合设备。本发明，二级热解反应过程r20使用的二级流化床热解反应器r20e与流化烧焦反应过程r50使用的流化床烧焦反应器r50e，可以组成组合设备。本发明，一级热解反应过程r10使用的提升管流化床热解反应器r10e、二级热解反应过程r20使用的二级流化床热解反应器r20e、流化烧焦反应过程r50使用的流化床烧焦反应器r50e，可以组成组合设备。本发明，二级热解反应过程r20使用的二级流化床热解反应器r20e，流化烧焦反应过程r50使用的流化床烧焦反应器r50e均为立式设备，从空间位置标高讲，其相互位置关系是：流化床烧焦反应器r50e的底部比沉降器r20e的底部更低，沉降器r20e排出的最终热解半焦依靠料位差流入流化床烧焦反应器r50e的底部。本发明，二级热解反应过程r20使用的二级流化床热解反应器r20e，与流化烧焦反应过程r50使用的流化床烧焦反应器r50e组成同轴式组合设备；同轴式指的是，沉降器r20e、流化床烧焦反应器r50e为同轴式立式组合设备，从空间位置关系讲，其相互位置关系是：流化床烧焦反应器r50e的空间部分地包围着沉降器r20e的空间；来自沉降器r20e的底部空间的热解半焦通过立管和塞阀流入流化床烧焦反应器r50e的下部空间。本发明，各步骤操作压力通常为：(1)一级热解反应过程r10的操作压力为：0.1～6.0mpa，以绝对压力计；(2)二级热解反应过程r20的操作压力为：0.1～6.0mpa，以绝对压力计；(7)流化烧焦反应过程r50的操作压力为：0.1～6.0mpa，以绝对压力计。本发明，在深度脱尘段sx，高温伴热气vt100，流经伴热腔体v35向s30e内部介质供热，离开伴热腔体v35的高温伴热气vt100，可以进入一级热解反应器r10e中，可以进入一段分离过程s10中，可以进一段分离煤气s10pv中，可以进入分离器s30e的脱尘煤气s30uv中，可以用作r20e底部的气提气v22v。以下结合总体流程描述各步骤具体特征。进入一级热解反应过程r10的粉煤fm即r10fs，通常为干燥后脱水粉煤，其水分重量通常低于10％、一般低于7％、较佳者低于5％。进入一级热解反应过程r10的粉煤fm即r10fs，其粒度通常为0.00001～6毫米、一般为0.0001～3.5毫米、较佳者为0.001～2毫米。进入一级热解反应过程r10的气提气r10fv，可以是任意一种温度、压力、组分组成等合适的气体，通常为水蒸气或氮气或不含氧气烟道气或净化脱油后的煤气或煤制合成气或半焦制合成气。进入一级热解反应过程r10的第一固体热载体r10ks，通常为来自流化床烧焦反应过程r50的高温氧化半焦，其重量流量与粉煤r10fs重量流量的比值，根据需要确定，通常为0.5～30、一般为3～15、较佳者为5～10。一级热解反应过程r10，使用的一级热解反应器r10e的设备型式根据需要确定，通常使用提升管式一级热解反应器。气固分离段s10，通常使用离心分离式气固分离设备元件，可以形成1级或2级或多级串联操作的气固分离系统。一段分离煤气s10pv中固体含量通常低于50克/立方米、一般低于10克/立方米、较佳者低于4克/立方米。二级热解反应过程r20，其设备型式根据需要确定，通常使用立式下流式沉降器r20e。二级热解反应器底部的气提气，通常选择惰性气体如蒸汽或氮气或无氧气的烟道气或净化煤气循环气或其它惰性气体。关于沉降器r20e结构，其工艺功能是形成流化床、最好是形成散式流化床即膨胀床，沉降器r20e的内部空间大体分为三段：上段为低气速的气体脱固空间、中段为气速适宜的二级热解主反应空间、下段为气提段。上段为低气速的气体脱固空间，因此，需要降低来自下部热解主反应空间的煤气的截面流速，也就是说要求降低气体流速即需要扩大截面面积，因此，通常上段即气体脱固空间的径向截面积大于中段即二级热解主反应空间的径向截面积。中段为气速适宜的二级热解主反应空间，在此，一级热解半焦发生二级热解反应释放出煤气、焦油蒸汽；在一级热解半焦从上而下穿过二级热解主反应空间的过程中，随着温度的升高，一级热解半焦逐步释放煤气、焦油蒸汽，二级热解主反应空间的底部排出的半焦的释放煤气、焦油蒸汽的能力已经很小。在气提段，自底部进入二级热解反应器下部气提段的的向上流动的气提气，通常通过气体分布器实现初期的均匀分布，由于该气体的作用是携带二级热解反应段底部半焦中包含的焦油气，因此，气提气的流量通常是较小的，从后续煤气加工利用角度讲气提气属于无效组分(水蒸气、氮气、烟气)或循环煤气，其数量应尽可能缩小，这样气提段的截面面积通常较小。实际上，气提段的截面面积通常小于二级热解主反应空间的截面面积。排出气固分离系统s20的脱尘二级热解煤气s20v或r20pv中固体含量通常低于50克/立方米、一般低于10克/立方米、较佳者低于4克/立方米。气体热载体v22v，可以是任意一种温度、压力、组分组成等合适的气体，通常为水蒸气或氮气或不含氧气烟道气或净化脱油后的煤气或煤制合成气或半焦制合成气。流化床烧焦反应过程r50，流化床烧焦反应器r50e的设备型式根据需要确定，通常使用立式流化床烧焦反应器r50e。根据需要，流化床烧焦反应过程r50，可以排出热氧化半焦r50ps产品或不排出热氧化半焦r50ps产品；排出的热氧化半焦r50ps可以通过间接换热器冷却回收热能后储存。根据需要，流化床烧焦反应过程r50，可以设置循环氧化半焦物流r50rs取热器，循环氧化半焦物流r50rs通过间接换热器如蒸汽发生器外输热能冷却后返回流化床烧焦反应过程r50，此时，循环氧化半焦物流r50rs充当外输热能的热载体。气固分离段s30的脱尘煤气s30uv中固体含量，通常低于2克/立方米、一般低于0.8克/立方米、较佳者低于0.2克/立方米。气固分离段s40的脱尘煤气s40v中固体含量，通常低于2克/立方米、一般低于0.8克/立方米、较佳者低于0.2克/立方米。下泄气s30dv的标准状态体积流量rk，与s30e进料煤气的标准状态体积流量ro之比定义为k，即k＝rk/ro，k值通常为0.2％～10％、一般为0.5％～8％、易为1.0％～5.0％。s30，使用的分离器s30e的设备型式根据需要确定，可以是多种多样的形式。本发明的优点在于：①利用沉降器r20e内的热煤气对内置旋分设备实现伴热保温，利用通过保温腔体的高温伴热气保证外置旋分的工作过程环境温度，可从根本上保证煤气的气固分离过程的操作温度高于露点，从而有效防止煤气中高沸点焦油组分的凝析造成的管道、分离设备堵塞，确保旋分分离系统的分离效率与运行周期；②采用多级气固分离方法，可有效提高煤气脱尘精度，可以控制煤气中固体含量通常低于2克/立方米、一般低于0.6克/立方米、较佳者低于0.2克/立方米，可以控制煤气分离出的焦油中重量含尘率小于2％，焦油中粉焦平均粒径通常低于20μm、一般低于10μm、较佳者低于6μm，可以有效降低焦油后续加工的苛刻度；③由于提高了煤气脱尘率，因此可以降低粉煤热解反应器的原料粉煤粒度，可以加工易粉化的煤料，可以提高热解速度，提高单位体积加工量；④由于提高了煤气脱尘率，因此可以降低粉煤热解反应器的原料粉煤粒度，可以提高热解速度，缩短热解时间，降低二次热解反应量，利于提高热解焦油收率，利于提高热解焦油氢含量；⑤经过伴热腔体的伴热气可以循环且多次使用，如离开伴热腔体的伴热气可注入一段煤气s10pv中或注入分离器s30e中防止气流出现焦油雾滴，离开伴热腔体的伴热气可注入二级热解反应器底部用作气提气v22v二次使用；⑥经过伴热腔体的伴热气方便易得，如可将不含焦油的煤气经过流化床烧焦反应器内换热管加热转化为高温伴热气，可将不含焦油的煤气经过流化床烧焦反应器外取热器的换热管加热转化为高温伴热气。对照例陕西神木柠条塔煤质分析数据见表1，从表1可以看出，该煤炭属于特低灰、特低硫、高挥发份的长焰煤，属可分质利用的优质煤炭。采用cn105602593a、cn105694933a方法，设置单级煤热解反应过程加工干燥后粉煤，粉煤粒径范围为0～2.0毫米，采用一级提升管热解反应过程r10，一级热解反应产物r10p进入布置于沉降器r20e内顶部空间的由粗旋、一级主旋、二级主旋组成的三级旋风分离器串联操作的气固分离系统s10分离为一段分离半焦s10pl和一段分离煤气s10pv，一段分离半焦s10pl进入下流式沉降器r20e与气提蒸汽逆流接触完成脱焦油气任务，沉降器r20e顶部稀相段排出的含尘煤气汇入气固分离系统s10的二级旋风分离器的入口。一段分离煤气s10pv中固体含量低于3克/立方米，通常为1.5～2.0克/立方米。气固分离系统s10排出的煤气，经过冷却、分离，进行尘、气、油、水的分离和回收。回收的焦油的20℃密度为密度1.131～1.150吨/立方米，焦油收率(对粉煤r10fs的重量比例)为0.131～0.152。沉降器排出的脱气二级热解半焦进入流化床烧焦反应器r50e，燃烧反应产生温度约为700℃的氧化热半焦，部分氧化热半焦作为一级提升管热解反应过程r10使用的第一固体热载体，部分氧化热半焦作为外取热器的热载体循环流动通过蒸汽发生器后返回流化床烧焦反应器r50e，剩余氧化热半焦排出流化床烧焦反应器r50e回收热能后储存。表2为对照例操作条件。表1陕西神木柠条塔煤质分析数据表2对照例操作条件序号项目数据1一级热解反应过程r10e1.1一级热解反应过程r10底部压力，mpa绝对压力0.180～0.1861.2一级热解反应过程r10顶部压力，mpa绝对压力0.170～0.1761.3一级热解反应过程r10顶部温度，℃465～4751.4粉煤r10fs粒径范围，毫米0～2.01.5粉煤r10fs温度，℃120～1301.6第一固体热载体r10ks温度，℃690～7101.7第一固体热载体r10ks的重量与粉煤r10fs重量比7.2～8.81.8反应时间，秒2.5～3.02热解反应结果2.1焦油收率，与粉煤r10fs重量比例0.131～0.1522.2煤气产率，标准立方米/吨煤72～852.3半焦收率，与粉煤r10fs重量比例0.651～0.7522.4焦油20℃密度，吨/立方米1.131～1.1503流化床烧焦反应器r50e3.1底部压力，mpa绝对压力0.200～0.2103.2顶部压力，mpa绝对压力0.197～0.2073.3热载体半焦温度，℃690～710实施例实施例一基于对照例，采用本发明气固分离方法，设置煤气s10pv的外置式气固分离系统s30、s40，即设置一级热解产物的四级分离过程和五级分离过程。s10pv进入分离系统s30的带有伴热腔体的分离器s30e分离为煤气s30uv、下泄气s30dv和半焦s30ds组成的下卸料s30dsv，s30dsv进入带有伴热腔体的分离器s40e分离为煤气s40v和半焦s40ds，流化床烧焦反应器内换热管排出的不含焦油的高温净化煤气经过伴热腔体后注入分离器s30e排出的脱尘煤气中，防止气流出现焦油雾滴。伴热气vt100的温度高于“一级热解反应过程r10顶部温度”40～60℃。气固分离系统s30使用的气固分离器s30e，其结构采用图7所示本发明分离器s30e的第二种结构详图，伴热腔体只需设置伴热气体进气口而不需要出气口，伴热气体排气直接与s30e的脱尘煤气排气直接混合，伴热腔体结构更为简化，设备运转可靠性高。四级分离过程使用并联操作的多根导叶式旋风分离管xf301。五级分离过程使用并联操作的多根导叶式旋风分离管xf401。最终脱尘煤气s30uv中固体含量低于1.0克/立方米，通常为0.20～0.45克/立方米。最终脱尘煤气s40v中固体含量低于1.0克/立方米，通常为0.20～0.45克/立方米。基于下泄气s30dv的气体s40v的标准状态体积流量rk，与s30进料煤气的标准状态体积流量ro之比定义为k，即k＝rk/ro，k取值为3.5％～5.0％。实施例二基于实施例一，流化床烧焦反应器内换热管排出的高温净化煤气经过伴热腔体后，注入一段煤气s10pv中防止气流出现焦油雾滴。实施例三基于实施例一，流化床烧焦反应器内换热管排出的高温净化煤气经过伴热腔体后，注入二级热解反应器底部用作气提气v22v二次使用。实施例四基于实施例一，流化床烧焦反应器内换热管排出的高温净化煤气经过伴热腔体后，一部分注入一段煤气s10pv中防止气流出现焦油雾滴，一部分注入二级热解反应器底部用作气提气v22v二次使用。实施例五基于实施例四，s30uv、s40v分别进行气、液分离且回收所得煤气联合加工。s30uv、s40v的分离回收步骤，使用洗涤分馏塔。实施例六基于实施例四，将不含焦油的煤气经过流化床烧焦反应器r50e的外取热器的换热管加热转化为高温伴热气，首先经过伴热腔体形成s30的高温环境，然后离开伴热腔体的高温伴热气注入一段煤气s10pv中防止气流出现焦油雾滴。当前第1页12