本发明涉及化工技术领域，尤其涉及一种粉煤热解耦合电石生产和乙炔发生的系统和方法。
背景技术：
煤热解是在一定的温度、绝氧环境下对煤进行加热，从而使煤中的挥发份分解，产生热解固体、热解气和焦油的过程，是实现煤炭分质梯级利用的关键步骤。但是，目前大多数煤热解所得荒煤气均经过水喷淋后进行油气分离，这样一方面导致高温热解气携带热量未得到充分利用，造成能量浪费；另一方面，焦油以重质焦油为主，且含尘量较大，存在焦油利用困难、价值不高的问题；同时，高温半焦的再利用效率较低，未能实现热解产品的综合利用。
技术实现要素：
面临上述技术问题，本发明旨在设计一种分段式热处理装置，实现粉煤的热解、焦油裂解及热解气除尘的一体化处理，并将其与电石冶炼、富氢还原气分离、乙炔发生、乙炔加氢进行耦合，以实现热解产品的综合高效利用。
为实现上述目的，本发明提出一种粉煤热解耦合电石生产和乙炔发生的系统，包括分段式热处理单元、电石冶炼单元、富氢还原气分离单元、乙炔发生单元；其中，
所述分段式热处理单元使用的装置为蓄热式下行床反应器，所述蓄热式下行床反应器包括热解区、焦油催化裂解区以及热解气除尘区；其中，
该反应器被隔热墙划分为左侧和右侧，右侧又被隔热板划分为上下两部分，该反应器的左侧即为所述热解区，该反应器的右侧上部即为所述热解气除尘区，该反应器的右侧下部即为所述焦油催化裂解区；所述热解区设置有反应原料入口和高温混合固体出口，所述焦油催化裂解区设置有生石灰入口和高温生石灰出口，所述热解气除尘区设置有富氢还原气出口；
所述电石冶炼单元包括混合粉料入口、富氧气体喷嘴、电石炉气出口以及电石出口，所述混合粉料入口和所述高温混合固体出口、所述高温生石灰出口均相连；
所述富氢还原气分离单元包括富氢还原气入口、氢气出口、热解煤气出口、吸附材料进口以及吸附材料出口，所述富氢还原气入口和所述富氢还原气出口相连；
所述乙炔发生单元包括电石入口、水入口、乙炔出口、溢流口以及电石渣出口，所述电石入口和所述电石出口相连。
进一步地，所述系统还包括乙炔加氢单元，所述乙炔加氢单元包括乙炔与氢气混合气入口、冷却液体入口、冷却液体出口、气体产物出口，所述乙炔与氢气混合气入口和所述乙炔出口、所述氢气出口均相连，所述气体产物出口与深冷分离装置相连。
具体地，所述乙炔加氢单元使用的装置为浆态床反应器；所述浆态床反应器内由下到上设置有气体分离器、催化剂床层，所述冷却液体入口管上设置有交错排列的多个喷嘴。
更具体地，所述电石冶炼单元使用的装置为气流床；所述富氢还原气分离单元使用的装置为变压吸附提氢反应器。所述乙炔发生单元使用的装置为乙炔发生器。
进一步地，所述蓄热式下行床反应器设置有多层辐射管，所述辐射管设置在所述热解区和所述焦油催化裂解区。任一层所述辐射管沿所述反应器水平方向均匀分布，且所述多层辐射管沿所述反应器的竖直方向上下分布。
更进一步地，所述热解区还设置有防爆口。
优选地，所述隔热墙设置在所述蓄热式下行床反应器横向宽度的2/3处并垂直贯穿于该反应器内，所述隔热板设置在所述蓄热式下行床反应器右侧区垂直方向的1/3处。
具体地，所述隔热墙设置有连通构件，所述连通构件设置在所述隔热墙纵向下部。所述隔热板上设置有连通件，所述连通件设置在所述隔热板的中间。
具体地，所述生石灰入口设置在隔热板下方的侧壁上。
更具体地，所述除尘区内部设置有颗粒床除尘器和颗粒床除尘装置。其中，所述颗粒床除尘器设置在所述隔热板的上方，位于所述隔热板和所述富氢还原气出口之间。所述颗粒床除尘装置与所述富氢还原气出口固定相连。其中，颗粒床除尘器或颗粒床除尘装置内装有5-10mm的过滤介质。该过滤介质可以是蓄热陶瓷颗粒。
进一步地，所述蓄热式下行床反应器的所述热解区还包括热解煤气入口，所述热解煤气入口与所述富氢还原气分离单元的所述热解煤气出口相连。
具体地，所述系统还包括吸附材料再生装置，所述吸附材料进口、所述吸附材料出口均和所述吸附材料再生装置相连。
进一步地，所述电石入口通过电石冷却破碎装置与所述电石出口相连。
本发明还提出一种粉煤热解耦合电石生产和乙炔发生的方法，其特征在于，包括步骤：
a.分段式热处理：在所述热解区将粉煤作为反应原料进行热解处理产生高温荒煤气和高温混合固体；所述高温荒煤气进入所述焦油催化裂解区后，预热生石灰，裂解焦油，得到高温生石灰和热解气；所述热解气进入所述热解气除尘区进行除尘净化，得到富氢还原气；
b.电石生产：将所述高温混合固体及高温生石灰混合后得到的混合粉料喷入所述电石冶炼单元，并通入含氧气体进行反应，生成电石；
c.富氢还原气净化分离：将所述富氢还原气在所述富氢还原气分离单元进行分离处理，得到氢气和热解煤气；
d.乙炔发生：将所述电石输至所述乙炔发生单元，与水反应生成乙炔，并排出电石渣。
进一步地，所述方法还包括：
将所述氢气与所述乙炔混合后输至所述乙炔加氢单元进行乙炔选择性催化加氢反应，并对产物进行深冷分离，得到乙烯。
具体地，所述乙炔混合前经过冷却、净化、中和过程，除去其中的磷化氢、硫化氢、砷化氢以及酸雾。
更具体地，所述加氢反应的催化剂为负载型催化剂，所述负载型催化剂的活性组分和助催化剂为贵金属催化剂，所述负载型催化剂的载体为金属氧化物。
优选地，所述加氢反应温度控制在140-220℃，反应压力0.5-1.5mpa。
进一步地，所述步骤a中，所述反应原料还包括生石灰粉；优选地，所述粉煤的粒度控制在≤1mm，所述生石灰粉的粒度≤3mm；更优选地，所述粉煤与所述生石灰粉的质量比为1:0.5-0.6。
进一步地，所述步骤b中，将所述富氢还原气分离后得到的所述热解煤气作为燃料输至所述蓄热式下行床反应器的所述热解区。
优选地，所述热解区的温度控制在750-850℃，热解时间即物料由炉顶落至炉底的时间6s-12s。焦油裂解区的温度800-900℃；热解气除尘区的温度为550-650℃。
具体地，所述焦油裂解区加入所述生石灰的质量与所述热解区所述粉煤的质量比为0.4-0.6:1。
优选地，所述步骤b中，所述混合粉料与所述生石灰的反应温度为1750-2000℃。
优选地，所述步骤d中，乙炔发生前，将所述电石的粒度破碎至80-300mm。
采用本发明的技术方案有如下优点：
(1)采用分段式蓄热式下行床作为粉煤热解装置，并采用辐射管内置外热的加热方式，辐射管置于炉膛内部，而加热载体与热解物料隔绝，所得油气与加热介质隔离，热解气品质高；
(2)粉煤与部分生石灰共热解，显著提高热解气中的氢气组分含量，为后续乙炔加氢工艺提供低成本氢源；
(3)粉煤热解产生的荒煤气依次经过焦油裂解区和除尘区，将其中的焦油裂解为热解气，并进行除尘净化，提高了热解产品的品质及附加值，解决了焦油品质差，利用困难的问题；
(4)将热解产生的高温混合固体与生石灰热料混合，采用密闭保温输送装置直接输送至电石生产装置，采用氧热法生产电石，可实现高温混合固体的综合高效利用及系统热量的充分利用；
(5)充分利用热解气中氢气组分含量高及电石法生产乙炔成本低的优势，通过热解气与热解固体下游产品的有机耦合，最终获得高附加值乙烯产品，实现了中低阶煤炭的综合高效利用。
本发明的附加方面和优点将在下面的描述中部分给出，部分将从下面的描述中变得明显，或通过本发明的实践了解到。
附图说明
图1为本发明的粉煤热解耦合电石生产和乙炔发生的系统示意图；
1-分段式热处理单元，2-电石冶炼单元，3-富氢还原气分离单元，4-乙炔发生单元；
11-隔热墙，12-连通构件，13-隔热板，14-连通件，15-颗粒床除尘器，16-颗粒床除尘装置，17-热解区，18-焦油催化裂解区，19-热解气除尘区；100-防爆口，101-反应原料入口，102-高温混合固体出口，103-生石灰入口，104-高温生石灰出口，105-富氢还原气出口，106-热解煤气入口；
21-混合粉料入口，22-富氧气体喷嘴，23-电石炉气出口，24-电石出口；
31-富氢还原气入口，32-热解煤气出口，33-氢气出口，34-吸附材料进口，35-吸附材料出口；
41-电石入口，42-水入口，43-乙炔出口，44-溢流口，45-电石渣出口；
51-乙炔与氢气混合气入口，52-冷却液体入口，53-冷却液体出口，54-气体产物出口，55-气体分离器，56-催化剂床层，57-喷嘴。
图2为本发明的粉煤热解耦合电石生产和乙炔发生的工艺流程图。
具体实施方式
以下结合附图和实施例，对本发明的具体实施方式进行更加详细的说明，以便能够更好地理解本发明的方案及其各个方面的优点。然而，以下描述的具体实施方式和实施例仅是说明的目的，而不是对本发明的限制。
为实现热解产品综合利用，本发明提出了一种粉煤热解耦合电石生产和乙炔发生的系统，包括分段式热处理单元1、电石冶炼单元2、富氢还原气分离单元3、乙炔发生单元4；其中，
所述分段式热处理单元1使用的装置为蓄热式下行床反应器，所述蓄热式下行床反应器包括热解区17、焦油催化裂解区18以及热解气除尘区19；其中，
该反应器被隔热墙11划分为左侧和右侧，右侧又被隔热板13划分为上下两部分，该反应器的左侧即为所述热解区17，该反应器的右侧上部即为所述热解气除尘区19，该反应器的右侧下部即为所述焦油催化裂解区18；所述热解区17设置有反应原料入口101和高温混合固体出口102，所述焦油催化裂解区18设置有生石灰入口103和高温生石灰出口104，所述热解气除尘区19设置有富氢还原气出口105；
所述电石冶炼单元2包括混合粉料入口21、富氧气体喷嘴22、电石炉气出口23以及电石出口24，所述混合粉料入口21通过高温固体输送装置和所述高温混合固体出口102、所述高温生石灰出口104均相连；
所述富氢还原气分离单元3包括富氢还原气入口31、热解煤气出口32、氢气出口33、吸附材料进口34以及吸附材料出口35，所述富氢还原气入口31和所述富氢还原气出口105相连；
所述乙炔发生单元4包括电石入口41、水入口42、乙炔出口43、溢流口44以及电石渣出口45，所述电石入口41和所述电石出口24相连。
进一步地，所述系统还包括乙炔加氢单元5，所述乙炔加氢单元5包括乙炔与氢气混合气入口51、冷却液体入口52、冷却液体出口53、气体产物出口54，所述乙炔与氢气混合气入口51和所述乙炔出口43、所述氢气出口33均相连(中间的净化部分未画出)，所述气体产物出口54与深冷分离装置(图未示出)相连，从而得到乙烯及其它副产品。
具体地，所述乙炔加氢单元5使用的装置为浆态床反应器；所述浆态床反应器内由下到上设置有气体分离器55、催化剂床层56，所述冷却液体入口52管上设置有交错排列的多个喷嘴57，交错排列喷嘴57能更好地保证冷却液体喷洒均匀。
更具体地，所述电石冶炼单元2使用的装置为气流床；所述富氢还原气分离单元3使用的装置为变压吸附提氢反应器。所述乙炔发生单元4使用的装置为乙炔发生器。
进一步地，所述蓄热式下行床反应器设置有用于加热的多层辐射管，所述辐射管设置在所述热解区17和所述焦油催化裂解区18。任一层所述辐射管沿所述反应器水平方向均匀分布，且所述多层辐射管沿所述反应器的竖直方向上下分布。
更进一步地，所述热解区17还设置有防爆口100，避免热解区内压力过高引发安全事故。
优选地，所述隔热墙11设置在所述蓄热式下行床反应器横向宽度的2/3处并垂直贯穿于该反应器内，所述隔热板13设置在所述蓄热式下行床反应器右侧区垂直方向的1/3处。
具体地，所述隔热墙11设置有连通构件12，所述连通构件12设置在所述隔热墙11纵向下部。所述隔热板13上设置有连通件14，所述连通件14设置在所述隔热板13的中间。该连通构件12以及连通件14保证了热解产物从热解区17到焦油催化裂解区18以及热解气除尘区19的逸出。
具体地，所述生石灰入口103设置在隔热板13下方的侧壁上。
更具体地，所述除尘区19内部设置有颗粒床除尘器15和颗粒床除尘装置16。其中，所述颗粒床除尘器15设置在所述隔热板13的上方，位于所述隔热板13和所述富氢还原气出口105之间。所述颗粒床除尘装置16与所述富氢还原气出口105固定相连，颗粒床除尘器15或颗粒床除尘装置16内装有5-10mm的过滤介质。该过滤介质可以是蓄热陶瓷颗粒。
进一步地，所述蓄热式下行床反应器的所述热解区17还包括热解煤气入口106，所述热解煤气入口106与所述富氢还原气分离单元3的所述热解煤气出口32相连。
具体地，所述系统还包括吸附材料再生装置(图未示出)，所述吸附材料进口34、所述吸附材料出口35均和所述吸附材料再生装置相连，所述吸附装置内装填的吸附材料可进行再生，循环利用。
进一步地，所述电石入口41通过电石冷却、破碎装置(图未示出)与所述电石出口24相连。
本发明还提出一种粉煤热解耦合电石生产和乙炔发生的方法，其工艺参见图2，该法包括步骤：
a.分段式热处理：在所述热解区将粉煤作为反应原料进行热解处理产生高温荒煤气和高温混合固体；高温混合固体经密闭保温输送装置直接送至电石冶炼单元，高温荒煤气从隔热墙下端的连通构件进入所述焦油催化裂解区后，充分利用其热量，预热生石灰，裂解焦油，得到高温生石灰和热解气；所述热解气进一步经连通件进入所述热解气除尘区进行除尘净化，得到富氢还原气；换热后得到的所述高温生石灰从底端进入电石冶炼单元；
b.电石生产：经高温输送装置输送来的所述高温混合固体及高温生石灰混合后的混合粉料，喷入所述电石冶炼单元；同时，从电石冶炼单元的下侧通入的富氧气体使部分半焦燃烧产生热量，与生石灰反应生成电石；
c.富氢还原气净化分离：将所述富氢还原气在所述富氢还原气分离单元进行分离处理，得到氢气和热解煤气；采用变压吸附的方式将富氢还原气净化分离后，所得氢气的纯度≥99.99％；
d.乙炔发生：所述电石经冷却、破碎后，进入所述乙炔发生单元，与水反应生成乙炔，并排出电石渣。
进一步地，所述方法还包括：将所述氢气与所述乙炔混合后输至所述乙炔加氢单元进行乙炔选择性催化加氢反应，并对产物进行深冷分离，得到乙烯。
具体地，所述乙炔在混合前经过了冷却、净化、中和过程，除去其中的磷化氢、硫化氢、砷化氢以及酸雾。
更具体地，所述加氢反应的催化剂为负载型催化剂，所述负载型催化剂的活性组分和助催化剂为贵金属催化剂，所述负载型催化剂的载体为金属氧化物。
优选地，所述加氢反应温度控制在140-220℃，反应压力0.5-1.5mpa。
进一步地，所述步骤a中，所述反应原料还包括生石灰粉，加入生石灰粉后，能更显著提高热解气中的氢气组分含量，为后续乙炔加氢工艺提供低成本氢源。优选地，所述粉煤的粒度控制在≤1mm，所述生石灰粉的粒度≤3mm。更优选地，所述粉煤与所述生石灰粉的质量比为1:0.5-0.6。
优选地，所述热解区的温度控制在750-850℃，热解时间即物料由炉顶落至炉底的时间6s-12s。焦油裂解区的温度800-900℃。热解气除尘区的温度为550-650℃。
具体地，所述焦油裂解区加入所述生石灰的质量与所述热解区所述粉煤的质量比为0.4-0.6:1。
优选地，所述步骤b中，所述混合粉料与所述生石灰的反应温度为1750-2000℃。
优选地，所述步骤d中，乙炔发生前，将所述电石的粒度破碎至80-300mm。
进一步地，将所述富氢还原气分离后得到的所述热解煤气作为燃料输至所述蓄热式下行床反应器的所述热解区，由此实现了所述热解煤气的回收利用，提高了工艺的经济性。
下面结合具体实施例对本发明粉煤热解耦合电石生产和乙炔发生的工艺作进一步地具体详细描述，但本发明的实施方式不限于此，对于未特别注明的工艺参数，可参照常规技术进行。
实施例1
将粒度≤1mm的粉状中低阶煤粉和粒度≤3mm的生石灰粉按1:0.5比例混合后用皮带输送机送入蓄热式下行床，从下行床的顶端入口依靠重力作用向下运行，并在下行过程中在蓄热式辐射管的加热下发生热解，热解温度为750℃，从而获得荒煤气和高温混合固体；高温荒煤气从隔热墙下端的连通装置进入焦油催化裂解区，在850℃下与加入的粒度≤3mm的生石灰进行直接接触，促使其中的焦油在裂解为小分子的气态烃类热解气，同时获得高温生石灰热料，其中，焦油裂解区加入生石灰的质量与热解区粉煤的质量比为0.4-0.6:1；热解气经连通件进入除尘区，热解气除尘区的温度为550℃，最终获得富氢还原气为主的热解产品；下行床反应器热解区和焦油催化裂解区所得的高温混合固体及高温生石灰经密闭保温输送装置直接送至电石冶炼单元的气流床，在富氧气体作用下，1850℃形成液态电石；所得液态电石通过炉口流入锅包内冷却、破碎到80-120mm送至乙炔发生器与水接触产生乙炔气。
将上述过程得到的富氢还原气为主的热解产品激冷至85℃后，经过气液分离再进一步经过电捕焦油器，除掉气相中夹带的焦油，得到脱焦油的热解气，后进一步经脱苯、脱硫后进入变压吸附提氢反应器，获得纯度99.99％的氢气；剩余的热解煤气作为燃烧输送至下行床反应器的燃烧系统；
上述步骤获得的高纯度氢气与乙炔气以5:1的比例混合进入浆态床反应器，在催化剂作用下发生乙炔选择性加氢反应，加氢反应温度控制在180℃，反应压力1.5mpa，生成乙烯等产物再进一步经深冷分离获得乙烯和气体物质。
实施例2
本实施例粉煤热解耦合电石生产和乙炔发生的工艺和实施例1步骤相同，但工艺参数不同，具体如下：
将粒度≤1mm的粉状中低阶煤粉和粒度≤3mm的生石灰粉按1:0.6比例混合后用皮带输送机送入蓄热式下行床，从下行床的顶端入口依靠重力作用向下运行，并在下行过程中在蓄热式辐射管的加热下发生热解，热解温度为800℃，从而获得荒煤气和高温混合固体；高温荒煤气从隔热墙下端的连通装置进入焦油催化裂解区，在800℃下与加入的粒度≤3mm的生石灰进行直接接触，促使其中的焦油在裂解为小分子的气态烃类热解气，同时获得高温生石灰热料，其中，焦油裂解区加入生石灰的质量与热解区粉煤的质量比为0.5:1；热解气经连通件进入除尘区，热解气除尘区的温度为600℃，最终获得富氢还原气为主的热解产品；下行床反应器热解区和焦油催化裂解区所得的高温混合固体及高温生石灰经密闭保温输送装置直接送至电石冶炼单元的气流床，在富氧气体作用下，1750℃形成液态电石；所得液态电石通过炉口流入锅包内冷却、破碎到180-330mm送至乙炔发生器与水接触产生乙炔气。
将上述过程得到的富氢还原气为主的热解产品激冷至90℃后，经过气液分离再进一步经过电捕焦油器，除掉气相中夹带的焦油，得到脱焦油的热解气，后进一步经脱苯、脱硫后进入变压吸附提氢反应器，获得纯度99.99％的氢气；剩余的热解煤气作为燃烧输送至下行床反应器的燃烧系统；
上述步骤获得的高纯度氢气与乙炔气以4:1的比例混合进入浆态床反应器，在催化剂作用下发生乙炔选择性加氢反应，加氢反应温度控制在140℃，反应压力0.5mpa，生成乙烯等产物再进一步经深冷分离获得乙烯和气体物质。
实施例3
本实施例粉煤热解耦合电石生产和乙炔发生的工艺和实施例1步骤相同，但工艺参数不同，具体如下：
将粒度≤1mm的粉状中低阶煤粉和粒度≤3mm的生石灰粉按1:0.5比例混合后用皮带输送机送入蓄热式下行床，从下行床的顶端入口依靠重力作用向下运行，并在下行过程中在蓄热式辐射管的加热下发生热解，热解温度为750℃，从而获得荒煤气和高温混合固体；高温荒煤气从隔热墙下端的连通装置进入焦油催化裂解区，在850℃下与加入的粒度≤3mm的生石灰进行直接接触，促使其中的焦油在裂解为小分子的气态烃类热解气，同时获得高温生石灰热料，其中，焦油裂解区加入生石灰的质量与热解区粉煤的质量比为0.6:1；热解气经连通件进入除尘区，热解气除尘区的温度为650℃，最终获得富氢还原气为主的热解产品；下行床反应器热解区和焦油催化裂解区所得的高温混合固体及高温生石灰经密闭保温输送装置直接送至电石冶炼单元的气流床，在富氧气体作用下，2000℃形成液态电石；所得液态电石通过炉口流入锅包内冷却、破碎到100-150mm送至乙炔发生器与水接触产生乙炔气。
将上述过程得到的富氢还原气为主的热解产品激冷至80℃后，经过气液分离再进一步经过电捕焦油器，除掉气相中夹带的焦油，得到脱焦油的热解气，后进一步经脱苯、脱硫后进入变压吸附提氢反应器，获得纯度99.99％的氢气；剩余的热解煤气作为燃烧输送至下行床反应器的燃烧系统；
上述步骤获得的高纯度氢气与乙炔气以3:1的比例混合进入浆态床反应器，在催化剂作用下发生乙炔选择性加氢反应，加氢反应温度控制在200℃，反应压力1mpa，生成乙烯等产物再进一步经深冷分离获得乙烯和气体物质。
实施例4
本实施例粉煤热解耦合电石生产和乙炔发生的工艺和实施例1步骤相同，但工艺参数不同，具体如下：
将粒度≤1mm的粉状中低阶煤粉和粒度≤3mm的生石灰粉按1:0.6比例混合后用皮带输送机送入蓄热式下行床，从下行床的顶端入口依靠重力作用向下运行，并在下行过程中在蓄热式辐射管的加热下发生热解，热解温度为850℃，从而获得荒煤气和高温混合固体；高温荒煤气从隔热墙下端的连通装置进入焦油催化裂解区，在900℃下与加入的粒度≤3mm的生石灰进行直接接触，促使其中的焦油在裂解为小分子的气态烃类热解气，同时获得高温生石灰热料，其中，焦油裂解区加入生石灰的质量与热解区粉煤的质量比为0.4:1；热解气经连通件进入除尘区，热解气除尘区的温度为600℃，最终获得富氢还原气为主的热解产品；下行床反应器热解区和焦油催化裂解区所得的高温混合固体及高温生石灰经密闭保温输送装置直接送至电石冶炼单元的气流床，在富氧气体作用下，1900℃形成液态电石；所得液态电石通过炉口流入锅包内冷却、破碎到160-220mm送至乙炔发生器与水接触产生乙炔气。
将上述过程得到的富氢还原气为主的热解产品激冷至85℃后，经过气液分离再进一步经过电捕焦油器，除掉气相中夹带的焦油，得到脱焦油的热解气，后进一步经脱苯、脱硫后进入变压吸附提氢反应器，获得纯度99.99％的氢气；剩余的热解煤气作为燃烧输送至下行床反应器的燃烧系统；
上述步骤获得的高纯度氢气与乙炔气以6:1的比例混合进入浆态床反应器，在催化剂作用下发生乙炔选择性加氢反应，加氢反应温度控制在220℃，反应压力1.2mpa，生成乙烯等产物再进一步经深冷分离获得乙烯和气体物质。
根据以上实施例可知，本发明的分段式热处理装置，实现了粉煤的热解、焦油裂解及热解气除尘的一体化处理，获得富氢还原热解气、高温混合固体以及高温生石灰；高温混合固体与高温生石灰高温输送至电石炉生产电石，并进一步制备乙炔；乙炔与从富氢还原热解气中分离出的氢气反应制得乙烯，真正实现了热解产品的综合高效利用。
最后应说明的是：显然，上述实施例仅仅是为清楚地说明本发明所作的举例，而并非对实施方式的限定。对于所属领域的普通技术人员来说，在上述说明的基础上还可以做出其它不同形式的变化或变动。这里无需也无法对所有的实施方式予以穷举。而由此所引申出的显而易见的变化或变动仍处于本发明的保护范围之中。