具有整合的产物加氢处理和催化剂级联的直接煤液化

摘要

用加氢处理器利用将煤直接液化的多阶段催化过程，在一个整合过程中首先液化接着处理产物。新鲜氢化催化剂用于减小下游加氢处理器中煤液体的杂原子(S，N)。然后使该催化剂级联和再用于直接煤液化过程，首先在低温阶段1，然后再用于高温阶段2。煤液体产物具有非常低的污染物，可以容易地用于制备汽油和柴油燃料。利用这种新过程，催化剂要求实质上降低。

说明书

发明背景

1.发明领域

本发明涉及煤液化，特别涉及用于制备高质量、低沸点烃液体产 物的分阶段催化性煤氢化和液化过程。

2.现有技术描述

将煤转化为液态燃料的两种主要途径称为直接和间接煤液化。直 接煤液化(“DCL”)使煤在溶剂中与氢在高温和高压下反应以制备液态 燃料。DCL首先在1913年由Bergius博士在德国开发，1927-1945年 在德国商业使用。但是，在第二次世界大战后，可广泛地获得合理价 格的原油，所以商业煤液化在商业上不具有吸引力。因此，当今销售 的液态燃料很少用煤液化过程制备。

间接煤液化(“ICL”)包括首先使煤气化以产生主要含有一氧化碳 和氢的合成气，然后将气体在化学上加工成多种燃料。

当利用ICL期望柴油和汽油类型进料时，优选使用费-托过程。德 国在1920-1940年代和南非从1950年代开始，ICL技术已商业应用。 但是在商业上证明，ICL技术非常复杂、资本密集，且具有低的热效 率。

1970年代和1980年代，由于经历了石油短缺和高油价，在美国 和全世界对直接煤液化进行了广泛的研究和开发。目的是用煤生产运 输燃料以减少石油进口。美国能源部提供金融和技术支持以证明两种 大规模技术(200吨/天煤进料)。供氢溶剂法(Exxon Donor Solvent) (“EDS”)技术在800-840°F(427-449℃)温度和2500-3000psia(172-207 bars)压力下用氢和供氢溶剂使煤液化。在温和条件下在加氢处理催化 剂(典型地是镍-钼/氧化铝)固定床上对过程产生的，在400-700°F (204-371℃)沸腾的馏出物煤液体加氢处理，作为煤浆油再循环。用伊 利诺伊6号(Illinois No.6)煤，在2年证明计划过程中在无干粉(“DAF”) 煤上获得超过40w％的液体收率。

另外，H-煤过程由Hydrocarbon Research，Inc.发明，综合描述于 美国专利号3,519,553和3,791,959。H-煤过程使用具有加氢转化催化 剂的单流化床反应器将煤转化为液体燃料。成品油(400°F+，即 204℃+))用于使煤浆化用于进料至反应器。煤液化在800-875°F (427-468℃)温度和1500-2500psia(103-172bars)氢分压下发生。使用 伊利诺伊6号煤，在Catlettsburg，Kentucky中试工厂中以每天200吨 H-煤在多年证明计划过程中在DAF煤上获得大于50w％的液体收率。 DCL技术证明商业迅速，但是，没有开始商业项目，因为油价下降和 石油供应增加。

在1980年代和1990年代继续较小规模的研究以改善DCL技术 和减小投资和操作成本。催化性两阶段液化法(CTSL)由Hydrocarbon Research，Inc.发明，如描述于美国专利号4,842,719、4,874,506和 4,879,021，以实质上增加从煤至馏出液的收率。对于伊利诺伊6号烟 煤，液体收率从单阶段H-煤过程的每吨MAF煤3桶增至CTSL过程 的每吨MAF煤约5桶。这通过在温和条件下溶解煤进料同时在 600-800°F(316-427℃)温度，1500-2500psia(103-172bars)氢分压在氢 化催化剂的存在下将煤再循环溶剂和产生的煤液体氢化而实现。

然后将煤进料至具有加氢转化催化剂，在约800-850°F(427-454℃) 的较高温度和类似压力(1500-2500psia，即103-172bars)操作的直接 连接的第二阶段反应器，以实现最大煤转化和高馏出液收率。用于单 阶段和两阶段过程的氢化催化剂在这些反应器条件下失活，因为焦炭 以及来自煤进料的可溶性金属(如果存在的话)的沉积。催化剂昂贵， 因此其在流化床反应器中的更换很大程度上贡献于生产的煤液体的 高成本。

认识到这个问题，美国专利号3,679,573(Johnson)，公开催化性两 阶段煤液化过程，其中从第二阶段反应器取出使用的催化剂，然后在 大致相同的反应器条件下再循环至第一阶段反应器内。这种从第二反 应器至第一反应器的所谓催化剂级联(cascade)与煤进料流方向相反移 动，并减小获得恒定液体产物收率和质量需要的催化剂加入量。

意外地且与现有技术相反，得知在CTSL过程中当第一阶段反应 器维持低于第二阶段反应器至少25°F时，沉积在第一阶段催化剂上的 焦炭实质上低于第二阶段催化剂上。而且，第一阶段催化剂活性实质 上高于第二阶段催化剂。

美国专利号4,816,141(McLean等)，教导从第一阶段反应器至第 二阶段反应器的氢化催化剂并流级联实质上降低整体催化剂需求，减 小用煤生产液体燃料的成本。

随着国际燃料质量规范变得越来越严格，对具有极低水平污染物 (硫、氮)、低芳族含量和高十六烷指数的煤液体的需求越来越大。已 作出朝向该目标的进展，通过在单独的下游过程用新催化剂将煤液体 进一步加氢处理和加氢裂化以符合期望的产物质量。

我们现在有将液体产物加氢处理阶段与催化性两阶段煤液化过 程整合的改善过程，其利用单种加氢转化催化剂从液体产物加氢处理 阶段级联至第一阶段低温反应器至较高温度第二阶段反应器。液体产 物质量大大改善以满足目前或预测的工业规范，而没有基于煤进料的 催化剂添加速率的任何增加。而且，来自该过程的使用的催化剂可通 过除碳而再生，以类似于本发明公开所述的新鲜补充的催化剂的方式 再用于该过程中。

发明概述

本发明涉及用于将煤或类似的可液化碳质固体直接转化为较低 分子量液态烃的整合的多阶段液化和加氢处理过程，其包含在多个液 化反应器中将碳质材料和再循环浆料在液化条件下进料以产生煤液 体流出物，接着在加氢处理反应器中将所述煤液体流出物加氢处理， 其中(1)所述液化反应器和所述加氢处理反应器串联排列；和(2)将用于 所述加氢处理反应器的一部分催化剂取出，用于第一液化反应器中； 和(3)然后将来自所述第一液化反应器的一部分催化剂级联，用于该串 联的下一液化反应器中。

一般来讲，有2个液化反应器和1个(或多个)加氢处理反应器。 下文将第一阶段液化反应器称为阶段1，第二阶段液化反应器称为阶 段2，加氢处理反应器称为阶段3。

液化或加氢处理各自含有颗粒化催化剂，其含有至少一种选自 Co、Fe、Mo、Ni、Sn、W的金属。优选催化剂含有至少一种GVIII 金属和至少一种GVI金属，优选选自Co、Ni、Mo、W。更优选有 NiMo、CoMo或NiW。使金属沉积在选自氧化铝、氧化镁、二氧化硅、 二氧化钛和类似材料的载体上。有用的催化剂粒度可为约0.02-0.20英 寸范围有效直径，可以是任何形状包括球形珠或挤出物。

使催化剂硫化以形成硫化活性相。

优选将相同催化剂用于液化反应器和加氢处理反应器中。

可将浆料催化剂比如黄铁矿与煤浆进料加入以改善煤转化。

本过程的煤进料可以是烟煤比如伊利诺伊6号或肯塔基11号 (Kentucky No.11)；次烟煤比如Wyodak，或褐煤。

术语“煤”用于本文还可包括具有类似煤的特性的可液化碳质固 体。一般来讲，将煤研磨至通常为50-375目(美国筛网系列)范围的期 望的粒度，干燥至通常为2-10重量％水分的期望的水分含量。

通常将煤与过程中煤衍生的浆化油混合(作为再循环)，该油具有 500°F(260°c)和更高的标准沸程，至少约50％浆化油优选具有高于约 700°F(371℃)的标准沸腾温度。

而且，煤的合适的浆化油可选自石油衍生的剩余油、页岩油、焦 油砂沥青，和从另一过程(包括煤热解或轻度气化，其产生煤液体)的 煤衍生的油。因此，一部分煤浆料油是外部液态烃比如石油残余物或 煤热解油。

可将硫磺或硫化合物加入煤浆进料内以改善煤转化。

将这种煤-油浆料进料至较低温度第一阶段催化反应区，该区维持 在选择的适当温度，在氢压力条件下且存在颗粒氢化催化剂，所述催 化剂促进煤的氢化和液化的受控速率，同时在利于此类氢化反应，通 常小于约800°F(427℃)的条件下使溶剂油氢化。

将液化反应器维持在700°-860°F(371-460℃)范围温度，1000-4000 psia(69-276bars)氢分压，和10-90lb煤/hr每ft³催化剂沉降体积的空 速；所述加氢处理反应器在650°-750°F(343-399℃)温度，1000-4000 psia(69-276bars)氢分压和20-180lb油/hr每ft³催化剂在反应器中的沉 降体积的油空速操作。

第一阶段反应区是含有颗粒加氢处理催化剂流化床的反应器，以 将颗粒进料煤、溶剂油和溶解的煤分子氢化，产生期望的低沸点烃液 态和气态材料。第一阶段反应区优选维持在700°-800°F(371-427℃) 温度，1000-4000psia(69-276bars)氢分压和10-90lb煤/hr每ft³催化剂 沉降体积的煤进料速率或空速的条件，以使煤液化和产生高质量烃溶 剂材料，同时获得大于约70W％煤转化为四氢呋喃(THF)可溶性材料。

在这样温和的反应条件下，加氢裂化、缩聚和聚合反应，以及不 期望的烃气体形成，全都有利地降至最小。而且，温和反应条件用于 允许催化性氢化反应保持与煤转化的速率同步。伊利诺伊6号烟煤的 优选第一阶段反应条件是720°-780°F(382-416℃)温度；1500-3500psia (103-241bars)氢分压和20-70lb煤/hr每ft³催化剂沉降体积的煤空速。 当然，优选条件针对被加工煤的类型而变化且特定。

从第一阶段反应区，全部流出物材料与另外的氢到达第二阶段催 化反应区，其中将材料在高于第一阶段反应区至少约25°F(14℃)的温 度进一步氢化和加氢裂化。两个阶段反应区都是向上流动的流化床催 化反应器，第二阶段反应区优选与第一阶段反应区紧密连接；但是， 如果期望，可将气态材料在阶段之间抽出。对于第二阶段反应器，将 反应条件维持在更高苛刻度，其促使煤更完全地热转化为液体，将初 级液体加氢转化为馏出产物，在大于800°F(427℃)温度和类似于第一 阶段反应区的氢分压下通过除去杂原子改善产物质量。

期望的第二阶段反应条件是750-860°F(399-460℃)温度， 1000-4000psia(69-276bars)氢分压和10-90lb煤/hr ft³催化剂沉降体积 的煤空速，以实现至少约90W％原始进料煤的整体转化。还将煤产生 的沥青烯和前沥青烯化合物转化为较低沸点烃材料，进一步减小煤和 煤液体的杂原子(氮、硫和氧)以提供馏出液体产物。

调节反应器空速以实现期望的产物板岩。优选第二阶段反应条件 是780-850°F(404-454℃)温度，1500-3500psia(103-241bars)氢分压和 20-70lb煤/hr每ft³催化剂沉降体积的煤空速。

第二阶段反应器流出物含有煤固体、煤衍生的液体和富含氢的蒸 气的混合物。通过常规蒸气/浆料分离将流出物分离，将轻液态烃和含 氢蒸气回收，进料至第三反应阶段用于改善液体产物质量。这种加氢 处理反应器可以是固定床或流化床类型。使煤液体和含氢气流通过加 氢处理催化剂，反应条件是650-750°F(343-399℃)温度，1000-4000psia (69-276bars)氢分压和20-180lb油/hr每ft³催化剂沉降体积的油空速， 以获得含有小于200wppm氮和小于100wppm硫或优选小于10wppm 氮和硫的C4至700°F(371℃)煤液体产物。

通过定期(典型地每天至每周)抽出一部分老化催化剂并用等量新 鲜催化剂将它更换而维持催化剂活性。催化剂更换速率与在阶段1和 阶段2煤液化反应器中维持活性需要的类似或相同。

这种多阶段催化煤液化过程提供对低沸点烃液体产物、高质量煤 液体产物的高选择性，和C₁-C₃烃气体和剩余材料的期望的低收率， 以及最小的催化剂失活，这提供延长的催化剂活性和使用寿命。

本发明多阶段煤液化过程通过以下有利地提供相对于现有两阶 段煤液化过程的明显改善：提供煤液体产物质量改善和使用的催化剂 从较低温度的煤液体加氢处理阶段至第一煤液化反应阶段然后至下 一个接连的较高温度反应区的向前级联。选择反应条件以提供煤的受 控氢化和转化为主要低沸点液体产物，同时将再循环和煤衍生的成品 油氢化。

因为煤进料溶于较低温度第一阶段反应器的高质量烃溶剂中，所 以逆向(形成焦炭)反应的可能明显减小，显著改善溶剂质量、氢利用 和杂原子脱除，这增加可能的煤转化，同时还延长催化剂有效寿命。

由此本发明提供用于生产高质量、低沸点烃液体产物的分阶段催 化性煤氢化和液化过程，其中将液体产物在小于800°F(427℃)的低温 用氢化催化剂在氢的存在下加氢处理。

根据本发明，将新鲜氢化催化剂加入加氢处理反应器(阶段3)中以 维持加氢处理活性以减小煤液化过程中形成的煤液体中的煤液体杂 原子污染物，以稳定煤液体，和增加氢含量。催化剂进行煤液体产物 加氢处理，将这个阶段3反应器中一部分老化催化剂取出、转运和加 入阶段1煤液化反应器中。

从低温阶段3反应器抽出的老化催化剂应当具有500-50001b加工 油/lb催化剂的平均年龄。这种转运的催化剂具有低焦炭含量和高活 性，可再用于液化过程。将新鲜煤进料和再循环煤浆油与氢进料至第 一阶段(阶段1)煤液化反应器内。阶段1煤液化反应器在小于约800°F (427℃)温度操作。这个第一阶段的目的是温和地氢化煤溶剂油和在这 些温和条件下产生的煤液体以及产生一些适度的煤转化。

对于伊利诺伊烟煤，已发现阶段1煤转化在50-90w％MAF煤范 围。对于怀俄明次烟煤，煤转化较低，为40-85％MAF煤范围。再次， 催化剂在阶段1发挥氢化功能，将在这种阶段1反应器中的一部分老 化催化剂取出，然后朝向较高温度(阶段2)下游流化床反应器级联进一 步用于其中，以获得煤的高转化和催化剂更长的使用寿命。

紧密连接的两阶段煤液化反应器的整体煤转化对于伊利诺伊烟 煤为94-97％范围，对于怀俄明次烟煤为90-95％范围。通过从阶段1 至阶段2流动的过程，通过煤流动顺序指定反应器。将颗粒煤比如烟 煤或次烟煤和重烃溶剂材料(正常在高于约500°F(260℃)沸腾)首先混 合在一起以提供约1.0-3.0的溶剂/煤重量比。将所得煤-由浆用串联排 列连接的两个流化床催化反应器催化氢化和液化。

第一阶段反应器优选在700°-800°F(371-427℃)温度的较低温度 操作，第二阶段反应器较高温度是750°-870°F(399-466℃)，比第一阶 段反应器温度高至少约25°F(14℃)。在反应器中有用的空速是10-90 lb煤/hr每ft³催化剂沉降体积。

已发现在较低温度第一阶段煤液化反应器比在较高温度第二阶 段反应器发生更少催化剂失活，显然因为第一阶段反应器中较低的操 作温度和较好的氢化环境。通过抽出老化催化剂并用新鲜或较低老化 的催化剂将它代替来控制各反应器的催化剂活性。在本实施例中使来 自较低温度第一阶段反应器的催化剂级联至具有较高热苛刻度 (thermal severity)的阶段2反应器，以便可有效使用从较低温度反应器 中取出的老化催化剂剩余的催化活性。

从较低温度或第一阶段反应器抽出的老化催化剂应当具有 300-3000lb加工煤/lb催化剂的平均年龄。而且，从较高温度或第二阶 段反应器抽出的老化催化剂应当具有至少600lb加工煤/lb催化剂且优 选600-6000lb/lb(包括在第一和第二阶段两者加工的煤)的平均催化剂 年龄。通过使用本发明，使用的每磅新鲜催化剂可有利地氢化和液化 明显更多的进料煤，或者每吨加工的煤需要明显更少的新鲜催化剂以 产生期望的低沸点烃液体产品。而且，生产的煤液体具有高氢含量， 稳定，含有小于200wppm氮和小于100wppm硫。

本过程相对于其它两阶段煤液化过程有利地改善，与其它催化煤 氢化和液化过程相比，获得高收率的烃馏出物、较低分子量液体产物、 改善的液体产物质量和使用较少新鲜催化剂。而且，从较高温度第二 阶段反应器抽出的使用的级联催化剂比使用的最初新鲜的来自第二 阶段反应器的催化剂具有更少碳沉积，比最初新鲜的催化剂具有更低 的失活速率。控制该过程的净产物以得到C1-C3气体、C4-750°F (C4-399℃)馏出物和主要含有不可转化的矿物质或灰的固体流。而且， 优选将重600°F+(316℃)烃液体材料再循环至第一阶段反应器减少或 消除不期望的重油的任何净产生。

本发明将所用催化剂的整体有效年龄增大最多约100％，以便每 吨加工煤产生期望的低沸点烃液体产物需要的新鲜催化剂减小最多 约50％，从而节省成本。而且，可将来自第二阶段反应器的使用的催 化剂回收和再生，再用于过程中。这实质上减少新鲜催化剂补充的量 和将丢弃的废料催化剂的量。

更具体来讲，本发明涉及将煤直接转化为较低分子量烃的整合的 多阶段液化和加氢处理过程，其包含在多个液化反应器中将煤和再循 环浆料在液化条件下进料以制备煤液体流出物，接着将所述煤液体流 出物在加氢处理反应器中加氢处理，其中：l)所述液化反应器和所述 加氢处理反应器串联排列；2)将用于所述加氢处理反应器的一部分催 化剂取出并用于第一液化反应器内；和3)然后将来自所述第一液化反 应器的一部分催化剂级联并用于该串联的下一液化反应器中。

附图简述

图1是本发明整合煤液体产物加氢处理和在所有三个阶段中利用 级联催化剂的催化性两阶段煤氢化和液化过程的示意性流程图。

发明详述

在本发明中，改善的煤氢化和液化通过两阶段催化过程获得，所 述过程使用两个良好混合的流化床催化反应器，它们优选以串联排列 直接连接。如图1显示，煤比如伊利诺伊6号烟煤或怀俄明次烟煤类 型在10提供，穿过煤准备单元12，其中将煤研磨至通常为50-375目 (美国筛网系列)的期望的粒度范围，干燥至通常为2-10W％水分的期 望的水分含量。

然后将颗粒煤在浆料槽14用具有高于约500°F(260℃)正常沸腾 温度的足量过程衍生的再循环溶剂液体15浆化以提供可流动的浆料。 溶剂油/煤的重量比通常在1.0-4.0范围，通常优选1.1-3.0比率。将煤/ 油浆在泵16加压，与再循环的氢在17混合，在加热器18预热至 550°-700°F(288-371℃)温度，然后进料至第一阶段催化流化床反应器 20的入口。如果需要热平衡可在18a提供单独的氢加热器。根据需要 在17a提供新鲜制备的高纯度氢。

煤/油浆和氢气流进入含有流化催化剂床22的反应器20，以一定 流速和温度和压力条件均匀地向上通过流分配器21以在其中完成期 望的氢化反应。包括使反应器浆料向上再循环通过膨胀催化剂床的流 化床催化反应器的操作通常众所周知，描述于美国专利号4,437,973， 其通过引用结合到本文中。

第一阶段反应器20含有本领域已知的颗粒加氢处理。它通常含 有至少一种GVIII金属和至少一种GVI金属，且在使用前硫化。优选 它含有至少一种选自Co、Fe、Mo、Ni、Sn、W的金属。更优选金属 是CoMo、NiMo或NiW。载体可以是氧化铝和/或二氧化硅。通过定 期(典型地每天至每周)抽出一部分老化催化剂并用等量新鲜催化剂将 它更换来维持催化剂活性。为减少新鲜催化剂补充，可将部分老化的 颗粒氢化催化剂从反应器60在连接处23以每吨加工煤约0.1-2.0磅催 化剂的比率加入反应器20内。

通过核装置22a监测流化床22的上限水平用于检测其中的催化剂 水平。可在连接处24从反应器20取出废催化剂以维持反应器20内 期望的催化活性，转移至第二阶段反应器30，如下文以下进一步描述。

在第一阶段反应器20中的操作条件维持在700°-800°F (371-427℃)的适当温度范围，1000-4000psia(69-276bars)氢分压和 10-901b煤/hr每ft³催化剂在反应器中的沉降体积的煤进料速率或空 速。优选的反应条件是720°-780°F(382-416℃)温度、1500-3500psia (103-241bars)氢分压和20-70lb煤/hr每ft³催化剂在反应器中的沉降 体积的进料速率，将针对特定的被加工的煤特定，因为不同的煤以不 同速率转化为液体。最佳的第一阶段反应条件将允许最大程度地利用 氢传送(shuttle)溶剂化合物，比如已知存在于煤衍生再循环油中的芘/ 氢芘，因为供体物质的催化性再氢化与溶剂至煤的氢转移同时发生。

煤衍生的油在形成后也立即暴露于有效的催化性氢化气氛，从而 减小逆向再聚合反应的趋势，该反应产生差质量的烃液体产物。第一 阶段反应器热苛刻度非常重要，因为太高的苛刻度导致煤转化速率对 于催化性氢化反应太快而跟不上。而且，较高的苛刻度环境导致溶剂 化合物的氢化平衡差。另外，在第一阶段的低热苛刻度，尽管仍然为 溶剂氢化提供有效气氛，但得不到充分煤转化以提供显著的过程改 善。

在第一阶段反应器中，目的是使进料煤分子中的芳环氢化、使溶 剂再循环和溶解煤以便在氢和氢化催化剂的存在下产生高质量氢供 体溶剂液体。在使用的适度催化反应条件下，除去杂原子比如硫、氮 和氧，本质上消除逆向或焦炭形成反应，和有效地将烃气体形成降至 最小。因为使用的反应条件，即相对低温第一阶段，催化剂促进煤氢 化，将聚合和裂化反应降至最小。而且因为在第一阶段反应器中这些 改善的条件，在使用的较温和和有利的氢化反应条件下较少焦炭沉积 在催化剂上，沉积的焦炭还具有比现有煤液化过程期望地更高的氢/ 碳比率，这使催化剂失活降至最小，显著延长催化剂的有效寿命。

从第一阶段反应器20，将全部流出物材料在26与(优选)预热的另 外的氢28混合，流过导管29直接到达紧密连接的第二阶段催化反应 器30的入口。本文使用的术语紧密连接的反应器指在第一与第二阶 段反应器之间延伸的连接导管29的体积限于第一反应器体积的仅约 2-8％，优选第一反应器体积的仅2.4-6％。反应器30类似于反应器20 操作，含有流分配栅格31和催化剂流化床32，在高于第一阶段反应 器至少约25°F(14℃)，通常在750-860°F(399-460℃)温度范围操作。 通过利用预热的氢气流28以及来自第二阶段反应器的反应热，可获 得用于反应器30的更高温度。

第二阶段反应器压力充分低于第一阶段反应器，这允许在不需要 泵送的情况下使第一阶段材料向前流动，根据需要将另外的补充氢气 在28加入第二阶段反应器内。如上文提及，使用于第一阶段反应器 的颗粒催化剂级联并再用于第二阶段反应器流化床32。通过核设备 32a监测流化床32的上限水平用于检测其中的催化剂水平。

用从第一阶段反应器催化剂床22在24抽出的使用的催化剂为反 应器30的流化床32供应补充催化剂。可定期将这种第一阶段使用的 催化剂在连接处24抽出并在连接处33加入反应器30内，或者可通 过图1以虚线显示的导管25将它向前转移。从第一阶段反应器床22 抽出的使用的催化剂应当具有500-2000Lb加工煤/Lb催化剂的平均催 化剂年龄。

而且，可使用平均污染物水平或催化剂活性测试来确定什么时候 和以什么速率使使用的催化剂向前级联。因为第二阶段反应器30的 总压力将比第一阶段反应器20的压力低至少约25-100psi，所以可以 毫无困难地将来自床22的催化剂-油浆转移至反应器床32。将来自流 化床32的使用的催化剂在连接处34抽出，可以丢弃或再生进一步用 于该过程。

在第二阶段反应器30中，选择反应条件以提供将未转化的煤更 完全催化转化为液体，利用第一阶段反应器中产生的高质量溶剂液 体。将剩余反应性煤以及前沥青烯和沥青烯转化为馏出物液体产物， 另外的杂原子(氮、硫和氧)被除去。

在第二阶段反应器中还完成煤衍生的液体向馏出物产物的实质 性第二次转化。选择反应条件使第一阶段液体流出物材料的气体形成 或脱氢降至最小。有用的反应条件是750-860°F(399-460℃)温度， 1000-4000psia(69-276bars)氢分压和10-90lb煤/hr每ft³催化剂沉降体 积的煤空速。优选的反应条件将取决于加工的煤的特定类型，通常为 760°-850°F(404-454℃)温度，1500-3500psia(103-241bars)氢分压和 20-70lb煤/hr每ft³催化剂沉降体积的空速。

优选地，使用的催化剂与关于第一阶段反应器20描述的相同。

从第二阶段反应器30，使流出物材料在38通向在接近反应器条 件下操作的相分离器40，其中使蒸气馏分41与含固体的液浆馏分在 44分离。使蒸气馏分41冷却，通向第三阶段加氢处理反应器60。

使浆液44在47减压至接近大气压，通向一般在50显示的常压 蒸馏系统。将馏出物液体馏分通过蒸气/液体闪蒸在常压蒸馏系统50 中回收以产生馏出物液体产物流52。将轻蒸气流51回收，送至下游 气体回收区。将回收的馏出物液体流52进料至泵53，加压并和蒸气 流41共混，转移至第三阶段加氢处理反应器60。使底部流54通向有 效的液体-固体分离步骤55，由此在56除去未转化的煤和灰固体材料。 具有小于约30W％固体且优选0-20W％固体的固体浓度的剩余液体 流57通过泵58再循环，作为浆料油15至浆料槽14。

优选基本或完全除去未转化的煤和灰固体以提供600°F+(316℃+) 重烃流至煤浆化步骤的再循环，以便获得所有600°F+(316℃+)油至轻 馏出物产物的实质上高的转化，避免通常视为不期望的重油的产生。 通过在分离步骤55中使用已知的固体清除方法(比如通过使用工业已 知的真空分馏、离心、过滤、萃取或溶剂脱灰技术)，将其固体浓度(灰 和未转化的煤)减小至小于约20W％且优选0-15W％，可改善液体-固 体分离步骤55中的再循环油制备。这种浆化液体在57作为液流15 再循环回到浆料槽14的混合步骤，在此使其与煤进料混合到达第一 阶段反应器20以提供1.0-4.0且优选1.1-3.0比率的油/煤重量比。如果 期望，可在59抽出减小固体浓度的产物流。

与含有氢和轻烃液体的蒸气馏分41混合的回收的馏出物煤液体 52进入含有流化催化剂床62的加氢处理反应器60，以一定流速和在 一定温度和压力条件下向上均匀通过流分配器61以在其中完成期望 的氢化反应。流化床催化反应器的操作，包括使反应器产物油向上通 过膨胀催化剂床的再循环，一般是众所周知的，且描述于美国专利号 4,437,973，其通过引用以需要的程度结合到本文中。

加氢处理阶段反应器60含有如前文关于第一和第二阶段反应器 限定的颗粒加氢处理催化剂。优选加氢处理阶段的催化剂与第一和第 二液化阶段的催化剂相同。可将新鲜的颗粒氢化催化剂在连接处63 加入反应器60内。加入的催化剂的量为维持煤液化反应器20和30 中的催化剂活性所需。催化剂添加速率范围为约0.1-2.0磅催化剂每吨 煤进料至反应器20。通过核设备62a监测流化床62的上限水平用于 检测其中的催化剂水平。

可将废催化剂从反应器60在连接处64取出以维持反应器20和 30内期望的催化活性，并转移至如上文描述的第一阶段煤液化反应器 20内。该加氢处理反应器60或者可以是经设计容易将催化剂取出和 级联的固定床催化反应器。

在加氢处理反应器60中的操作条件维持在650°-750°F (343-399℃)低温范围，1000-4000psia(69-276bars)氢分压和20-180lb 油/hr每ft³催化剂在反应器中的沉降体积的油空速。优选的反应条件 是670-730°F(354-388℃)温度，1500-3500psia(103-241bars)氢分压和 30-100lb油/hr每ft³催化剂在反应器中的沉降体积的进料速率。这些 操作条件和新鲜氢化催化剂的存在足以将煤液体杂原子减小至小于 200wppm氮和100wppm硫，或更低以符合要求的产物稳定性和质量 规范。

加氢处理反应器可在煤液化反应器20和30的类似压力或减压下 操作以减小反应器投入。使加氢处理反应器流出物材料在68通向在 接近加氢处理反应器条件下操作的相分离器70，其中将蒸气馏分71 与液体馏分在74分离。使蒸气馏分71冷却，在氢纯化单元72处理， 从中抽出富氢流75，再循环至氢压缩器19，与高纯度补充氢17a一起 通向反应器20和30。

低氢纯度吹扫流76从系统中吹扫用于进一步氢回收或用作工厂 燃料气体。使加氢处理的液体产物在74减压并进料至常压分馏器80 以在82回收期望的液体产物。在81的含有轻烃气体的排出气体用于 燃料气体或作为原料用于氢制备。在82的煤液体产物高质量和稳定， 可以直接用作运输和加热燃料或进一步升级以制备汽油和柴油燃料。

根据具体实施方案和应用已公开本文描述的发明。但是，这些细 节并非限制性，根据本教导，其它实施方案对于本领域技术人员是显 而易见的。因此，应理解附图和描述是本发明原理的说明，不应视为 限制其范围。