Способ получения жидких продуктов из угля

СОЮЗ СОВЕТСКИХСОЦИАЛИСТИЧЕСКИХРЕСПУБЛИК 7 4 С 10 С 106 ОДУ я производугля и можетпереработкеетения -ж продуктов алиэатора. Проля с раствори- последующей ной суспензии,продуктов епараторе о-твердую ток подают на 1 зобретение тносится к способ продуктов из угля и ьзовано в углехими получе ния жидких может быть испо ческой промьппле ости УДАРСТВЕННЫЙ НОМИТЕТ СССРДЕЛАМ ИЗОБРЕТЕНИЙ И ОТКРЫТИИ(57) Изобретение касаетства жидкого топлива изнайти применение в нефти углехимии. Цель изобповышение качества целеи снижение расхода катцесс ведут смешением угтелем и катализатором,гидрогенизацией полученразделением полученныхгидрирования в горячемнарогазовый поток и жидзу. Затем парогаэовый и на каталитическое гидрирование с выделением в виде жидкой фазы растворителя, рециркулируемого на смешение с углем, и парогазовой фазы, подвергаемой дополнительному гидрированию с конденсацией парогазовой Фазы и выделением целевых продуктов. Вакуумным испарением жидкотвердой фазы получают дистиллят, рециркулируемый в процесс. Целесообразно парогазовую фазу перед гидрированием дистиллировать с выделением целевой жидкой Фазы, Парогазовый поток сначала подвергают разделению в горячем сепараторе и выделенную жидкую Фазу рециркулируют на смешение с продуктами гидрирования, Дистиллят, выделенный из жидкотвердой фазы, добавляют к парогазовому потоку, направляемому на дополнительное каталитическое гидрирование, либо дистиллят добавляют к продуктам гидрирования перед раз делением их в горячем сепараторе, либо дистиллят подвергают дополнительному гидрированию с последующим рециркулированием на стадию смешения с суспензией угля и растворителя. Эти условия позволяют снизить содержание основного азота в целевой фракции с ткип. 20-320 С до 6 мг/кг и феовольного кислорода до 15 мг/кг.3 з.п. Ф-лы, 5 ил. Целью изобретения является повышение качества целевых продуктов и снижение расхода катализато 1468427На фиг. 1-5 представлены принципиальные технологические схемы для осуществления способа.Согласно фиг. 1 подаваемый по линии 1 измельченный уголь, который может уже содержать катализаторную массу, перемешивают с рециркуляционными по линии 2 жидкими углеводородами (растворитель) до получения 10 суспензии в аппарате 3. Массовое соотношение угля (безводного) к растворителю может составлять около 1:0,8-1:3, предпочтительно 1:1 и 1:1,5. В качестве катализатора ис пользуют обычно используемые для гицрогенизации соединения железа, кобальта, никеля, вольфрама, молибдена, цинка или олова с кислородом или серой, в большинстве случаев на 20 носителе, а также их смеси, Суспензию угля перекачивают при помощи насоса 4 через подогреватель 5 в реактор 6. По,линии 7 подают гидрирующий газ, состоящий из циркуляционного газа, 25 подаваемого по линии 8, и свежего водорода, подаваемого по линии 9. Содержание водорода в циркуляционном газе должно составлять больше 50 об.й, Кроме того, циркуляционный гаэ подают 30 по разной высоте в реакторы 6 10 и 11 (не показано) в количестве, необходимом для обеспечения регулирования температуры. Общее количество циркуляционного газа, подаваемого компрессором 12, составляет 1-8 нм /кг угля, свободного от воды и золы. Количество свежего водорода составляет (в зависимости от расхода водорода) 0,7-1,5 нм/кг угля. Суспензию 40 угля и гидрирующий гаэ нагревают в подогревателе 5 и подвергают гидрированию в реакторе 6 при 450-500 С и давлении более 100 бар. Реактор 6 может состоять из одного или несколь ких емкостей. В случае, если реактор снабжен псевдоожиженным слоем катализатора, суспензия угля не должна содержать катализаторную массу. Продукт гидрогениэации подают по линии 13 в горячий сепаратор 14, в которомопри 440-480 С пары и газы отделяют от жидких и твердых веществ (отходящий шлам) и отводят по линии 15. Отходящий шлам расширяют и подают в вакуумный испаритель 16 на выделение содержащихся в нем углеводородов. Отводимый по линии 17 остаток обычно используют для получения водорода. Пары со стадии испарения расширением конденсируют в теплообменнике 18 и подают в сборник 19, Получаемую таким образом жидкую фазу либо подают по линии 20 на приготовление суспензии угля, либо посредством насоса 21 добавляют по линии 22 к парогазовой фазе горячего сепаратора 14, Возможно отводить часть жидкой фазы по линии 20, а остаток подать по линии 22 в парогазовую фазу горячего сепаратора 14. Температуру смеси регулируют в теплообменнике 23 перед входом в реактор 10. Последняя нао входе в реактор составляет 350-420 С. В реакторах 1 О и 11 используют катализаторы, которые обычно используют при переработке углеводородных Фракций угля и нефти, При этом в реакторах 10 и 11 можно использовать одинаковые или различные катализаторы, чтобы достичь наилучшие, например, для данного угля или соответствующего целевого продукта результаты относительно степени рафинации, насыщения, расщепления и расхода водорода.Выходящие из реактора 10 пары и газы охлаждают в теплообменнике 24 так, что постоянно конденсируется такое количество растворителя, которое расходуется при приготовлении суспензии угля. Этот растворитель путем расширения отводят иэ промежуточного сепаратора 25 и рециркулируют по линии 2 в смеситель 3, Необходимая температура перед промежуточным сепаратором 25 составляет 250- 350 С.Температуру паров и газов, выходящих из промежуточного сепаратора 25 по линии 26, повышают путем теплообмена и в случае необходимости дополнительного регулирования (холодильник или обогреватель 27) до температуры входа в реактор 11 (350- 420 С), содержащий неподвижный слой катализатора. Путем охлаждения до температуры ниже 50 С в теплообменнике 28 из парогазовой смеси в холодном сепараторе 29 отделяют жидкие продукты, которые отводят по линии 30. Кроме того, конденсируют образующуюся при гидрировании воду, содержащую аммиак и сероводород. Ее отводят по линии 31.Из головной части холодного сепаратора 29 отводят газовую смесь, состоящую в основном иэ водорода и угле 5 146 водородных газов. Последняя содержит также сероводород, аммиак и незначительное количество окислов углерода. В установке 32 для промывки газапод высоким давлением этот газ очищают до необходимой степени и обогащают водородом. При помощи компрессора 12 циркуляционный газ рециркулируют в процесс.Выполнение способа согласно фиг. 2 отличается от описанного тем, что отводимый по линии 26 головной продукт промежуточного сепаратора 25 охлаждают от теплообменника 33 так, что из дополнительного промежуточного сепаратора 34 отводят по линии 35 среднюю фракцию (температура кипения составляет 185-325 С), Этот дополнительный промежуточный сепаратор 34 может быть ( подобно перегонной колонне) снабжен насадками или другими элементами для повышения точности процесса разделения. Отводимые из головной части сепаратора или колонны 34 пары и газы подогревают в теплообменнике 27 до температуры входа в реактор 11 (350-420 С). При этом из холодного сепаратора 29 отводят продукт, состоящий из легкой фракции (конец кипения 185 С), которую можно непосредственно подвергать риформингу.Выполнение способа согласнофиг. 3 отличается от описанной фиг. 1 тем, что дистиллят из испарителя 16 при помощи насоса 36 подают по линии 37 на смешение с горячими продуктами реактора 6 перед входом в горячий сепаратор 14.Выполнение способа согласно фиг. 4 отличается от описанного Фиг. 3 тем, что парогазовую Фазу горячего сепаратора 14 по линии 38 подают на дополнительное горячее разделение в сепаратор 39. Получаемые при этом пары и газы отводят по линии 40, а отходящий шлам подают в сборник 19 по линии 41.Выполнение способа согласно .Фиг, 5 отличается от описанного по фиг, 1 тем, что вне совместного газового цикла установлен дополнительный реактор 42, При такой Форме выполнения к головному продукту вакуумного испарителя 16 добавляют водород или водородсодержащий газ, подаваемый по линии 43 и затем нагревают в теплообменнике-обогревателе 44 и подвер 8427гают гидрированию в содержащем псевдоожиженный слой катализатора реакторе 42 при 350-420 С и примерно томже давлении, что и в других реакторах. При этом водород добавляют кголовному продукту в количестве 0,55 мз /кг. Все выходящие из реактора42 продукты 45 добавляют к находящейся уже под давлением суспензииугля перед подогревателем 5. В связис этим содержание твердого веществав получаемой в смесителе 1 суспензииугля увеличивается по сравнению с 1 остальными формами выполнения процесса. Неизрасходованный в реакторе42 водород полностью можно использовать для гидрогенизации суспензииугля. Поэтому количество подаваемого 20 по линии 9 свежего водорода можно соответственно снизить.П р и м е р 1. В установке согласно Фиг. 1 ежечастно смешивают126 кг безводного газопламенного угля 25 (120 кг/ч, без учета содержания водыи золы) с 5 кг сухой катализаторноймассы на основе окиси железа и134 кг/ч рециркулируемого растворителя и получаемую при этом суспензию З 0 вместе с 650 и/ч гидрирующего газаУ:,количество газа относится к нормальным условиям), состоящего из150 м /ч свежего водорода и 500 м /чциркуляционного газа (с содержанием Зб водорода 60 об,7 ),пропускают черезреактор 6. Давление в реакторе 6составляет 40,0 МПа, а температура470 С. Температуру в паровом пространстве горячего сепаратора 14 подщ держивают 440 С. Выходящий из горячего сепаратора 14 отходящий шламподвергают испарению расширениемпод вакуумом. При этом получают24 кг/ч дистиллята с т,кип. 320440 С, который без дальнейшей обработки добавляют к рециркулируемомурастворителю. Все головные продуктыгорячего сепаратора 14 пропускаютчерез реактор 10, содержащий 80 кгнеподвижного аллоя катализатора изсульфидов никеля (2,4 мас,Е И) имолибдена (10 мас.7. Мо) на окисиалюминия и двуокими кремния (массовое отношение 9:1) в качестве носибб теля. Средняя температура катализаотора составляет 380 С, а давление40,0 МПа. Выходящие продукты охлаждают до 275 С. При этом получаюто110 кг/ч растворителя, который отво 1468427дят из промежуточного сепаратора 25 и соединяют с подаваемым по линии 20 растворителем. Получаемый таким образом рециркулируемый растворитель содержит 38 мас.% тяжелой Фракции с т.кип. 325-440 С и 62 мас.% средней фракции с т.кип, 185-325 С, Головные продукты промежуточного сепаратора 25 пропускают через реактор 11, содержа щий 80 кг неподвижного слоя катализатора, состоящего из сульфидов молибдена (9,8 мас.% Ио) и никеля (2,4 мас.% Хх) на глиноземе в качест ве носителя. Средняя температура каотализатора составляет 390 С, а давление 40,0 ИПа. Вследствие охлаждения до 20 С из продуктов реакции конденсируют 65 кг/ч (54 мас.;". не содержащего воду и золу угля) прозрачного 20 продукта, выпускаемого из холодного сепаратора 29, Продукт имеет т.кип, 20-320 С и содержит 20 мг/кг основного азота и 50 мг/кг фенольного кислорода. После хранения в течение 25 1 мес без доступа воздуха и света продукт имеет слабо-желтый цвет.П р и м е р 2. В установке согласно Фиг; 1 ежечасно смешивают 105 кг сухого гаэопламенного угля (100 кг/ч 30 без учета содержания воды и золы) с 4 кг/ч сухого катализатора на ос" нове окиси железа и 154 кг/ч рециркулируемого растворителяи получаемую при этом суспензию угля вместе 35 с 625 м /ч гидрирующего газа, состоящего из 125 мз/ч свежего водорода и 500 мз /ч циркуляционного газа (содержащего 80 об.% водорода), пропускают через реактор б емкостью 40 200 л. Давление в реакторе б составляет 30,0 ИПа, а температура 470 С. В горячем сепараторе 14 поддерживают температуру 440 С, Выходящий из горячего сепаратора 14 отходящий шлам 45 подвергают испарению расширением год вакуумом. При этом получают 21 кг/чо дистиллята с т.кип. 320-430 С, который подают в точку перед входом реактора 10. Кроме того, через реактор 10 пропускают весь головной продукт горячего сепаратора 14, Реактор 10 содержит 80 кг неподвижного слоя катализатора на основе никеля (2,3 мас.% Их) и молибдена (9,4 мас.% 55 Мо), нанесенных на глинозем. Средняя температура катализатора составляет 390 С. Путем охлаждения выходящих иэ реактора 10 продуктов до 290 С получают 154 кг/ч растворителя, который отводят из промежуточного сепаратора 25. Этот растворитель непрерывно рециркулируют на стадию приготовления суспенэии угля, Он состоит иэ 30 мас.% тяжелой Фракции с т,кип.325-385 С и 70 мас,% средней фракцииос т.кип, 205-325 С. Пары и газы, выходящие из верхней части промежуточного сепаратора 25, пропускают через реактор 11, содержащий также 80 кг неподвижного слоя катализатора на основе никеЛя (2,4 мас.% М) и молибдена (9,8 мас,% Ио), нанесенных на окись алюминия; Температура катализатора в среднем составляет 390 С. Путемоохлаждения выходящих из реактора проОдуктов до 20 С в холодном сепараторе 29 получают 55 кг/ч прозрачного продукта, состоящего из 40 мас.% легкой фракции с т,кип. 20-185 С и 60 мас,% средней Фракции с т.кип. 185-325 С, По истечении 1 мес продукт все еще является бесцветным. Этот продукт содержит 6 мг/кг основного азота и менее, чем 15 мк/кг Фенольного кислорода. Легкая фракция содержит меньше, чем 2 мг/кг азота. П р и м е р 3. Повторяют пример 2 в установке согласно Фиг, 2 с тойО разницей, что отводимые при 290 С иэ головной части промежуточного сепаратора 25 пары и газы охлаждаютОдо 170 С и подают в отгонную часть насадочной колонны 34 с 25 теоретическими тарелками (при нагрузке 20 л/ч). Из куба колонны расширением отводят 33 кг/ч средней Фракции с т,кип, 185-325 С. Выходящие при 160 С иэ верхней части колонны пары и газы нагревают и пропускают их через реактор 11. Реактор 11 содержит 50 кг неподвижного слоя катализатора на основе никеля (2,4 мас.% М) и молибдена (9,8 мас,% Ио), нанесенных на окись алюминия. Среднюю температуру слоя катализатора подцерживают равнойО375 С. Выходящие иэ реактора продукты охлаждают до 20 С. В холодном сепараторе 29 получают ежечасно 22 кг легО кой фракции с т.кип. 20-185 С.Средняя фракция содержит 0,06 мас.% основного азота и менее 0,1 мас.% кислорода. После хранения в течение 1 мес без доступа воздуха и света продукт имеет желтый, как солома, цвет, Образование осадка не наблюда14684 25 ется, Легкая фракция содержит по1 мг/кг титрируемого азота и кислорода.После хранения в течение 1 мес онаостается светлой,П р и м е р 4. В установке согласно5фиг, 3 через реактор 6 емкостью 2 ССлЭежечасно пропускают при 468 С и давлении 35,0 МПа 100 кг гаэопламенного угля (без учета воды и золы) вмес-.те с 4 кг/ч сухого катализатора наоснове окиси железа и 154 кг/ч ре-.циркулируемого растворителя, Крометого, вводят 550 м /ч циркуляционного газа (65 об,Х водорода) и 15125 м /ч свежего водорода. Выходящиеиз реактора продукты подают в горячийосепаратор 14, где при т.кип. 440 Сиэ разделяют на жидкий отходящийшлам и отводимый из головной частипарогаэовый поток. Из отходящегошлама горячего сепаратора 14 отгоняютв испарителе 16 - 20 кг/ч жидкой ФаОэы с т,кип. 330-440 С. После конденсации в охладителе 18 жидкую фазуподают в сборник 19, из которого припомощи насоса 36 ее подают по линии37 в выходящие иэ реактора продукты.Головные продукты горячего сепаратора 14 пропускают при 390 С через З 050 л содержащегося в реакторе 10 неподвижного слоя катализатора на основе никеля (2,3 мас.Х И) и молибдена(9,4 мас.Х Мо), нанесенных на глиноозем. После охлаждения до 275 С в промежуточном сепараторе 25 получают154 кг/ч растворителя с т.кип. 200 о385 С, используемого для получениясуспенэии угля. Поток головного продукта из промежуточного сепаратора 4025 нагревают до 390 С и при 400 Спропускают через 80 л содержащегосяв реакторе 11 неподвижного слоякатализатора на основе кобальта,(3 мас.Х Со) и молибдена (10,8 мас.Х 45Мо), нанесенных на окись алюминия.После охлаждения продукта реактора 11иэ холодного сепаратора 29 отводят54 кг/ч продукта с т.кип. 40-315 С,содержащий 15 мкг/кг азота и 2 С мг/кг 5 ОФенольного кислорода. Он состоит из45 мас,Х легкой фракции .(выкипающейдо 185 С) и 55 мас.средней Фракции.После хранения в течение 1 мес первоначально прозрачный продукт имеетслабо-желтую окраску.П р и м е р 5. В установке согласно фиг. 4 через реактор 6 емкостью200 л ежечасно пропускают при 468 С 27 10и давлении 280 бар 100 кг пламенного угля (без учета воды и олы) вместе с 4 кг/ч сухого катализатора на основе окиси железа и 154 кг/ч рециркулируемого растворителя. Кроме того, вводят 550 м/ч циркуляционного газа (80 об,Х водорода) и 125 м /ч свежего водорода. Выходящие из реактора прадукты подают в горячий сепараторо14, где при 450 С их разделяют на жидкий отходящий шлам и отводимый иэ головной части парогазовый поток. Этот поток пропускают при 445 С через последующий дополнительный горячий сепаратор 39.Из отходящего шлама горячего сепаратора 14 отгоняют в испарителе 26 18 кг/ч жидкой фазы с т.кип. 340 о440 С. Эту жидкую Фазу соединяют с отходящим шламом (2 кг/ч, т.кип.о330-420 С, содержит л 1 мас.Х твердого вещества) дополнительного горячего сепаратора 39 и подают по линии 37 в выходящие из реактора продукты перед подачей в горячий сепаратор 14.Головные продукты дополнительного горячего сепаратора 39 пропускают при 380 С через 80 л содержащегося в реакторе 10 неподвижного слоя катализатора на основе никеля (2,3 мас.Х И 3.) и молибдена (9,4 мас.Х Мо), нанесенных на глинозем. После охлажденияодо 280 С в промежуточном сепараторе 25 получают 154 кг/ч растворителя, используемого для получения суспензии угля. Поток головного продукта из промежуточного сепаратора 25 нагревают до 390 С и при 400 С пропускают через 80 л содержащегося в реакторе 11 неподвижного слоя катализатора на основе кобальта (3,0 мас.Х Со) и молибдена (10,8 мас.Х Мо), нанесенных на окись алюминия. После охлаждения продуктов реактора 11 из холодного сепаратора 29 отводят 54 кг/ч провдукта с т.кип. 20-315 С, содержащий 10 мг/кг основного азота и 15 мг/кг Фенольного кислорода. Он состоит иэ 45 мас,Х легкой Фракции (выкипающей до 185 С) и 55 мас.Х средней Фракции, После хранения в течение 1 мес первоначально прозрачный продукт имеет слабо-желтую окраску.П р и м е р 6. В установке согласно фиг. 5 проводят опыт с использованием низкобитумного угля. При этом 109 кг/ч безводного угля(100 кг/ч угля без содержания водыи золы), смешивают с 4 кг/ч катализатора на основе окиси железа и 87 кг/ч рециркулируемого растворителя и получаемую при этом суспензию непрерывно подают насосом 4 в подогреватель 5. Перед подогревателем 5 подают 150 м /ч циркуляционного газа, содержащего 85 об.% водорода. Кроме того, перед подогревателем 5 к суспензии угля добавляют отводимые иэ реактора 42 горячие жидкие и газообразные продукты, Реактор 42 содержит 25 кг неподвижного слоя катализатора на основе никеля (2,4 мас.% И) и молибдена (9,4 мас.% Мо), нанесенных на глинозем в качестве носителя. В реакторе 42 весь полученный при испарении расширением продукт с т,кип.320-430 С (25 кг/ч, в случае необходимости после насьпцения сероводородом) обрабатывают 125 м /ч свежегоаводорода при 385 С.и давлении 152 бар. Реактор 6 емкостью 200 л работает при 458 С и давлении 15,0 МПа. В го рячем сепараторе 14 продукты гидрироования разделяют при 450 С на жидкий отходящий шлам и поток из паров и газов, который после охлаждения до 370 С пропускают через реактор 10 с 80 кг неподвижного слоя катализатора на основе сульфидов вольфрама (20 мас.% И) и никеля (3,0 мас.% И) на глиноземе в качестве носителя. Давление в реакторе составляето 35 15,0 МПа, а температура 390 С, Продукты реактора 10 охлаждают доо330 С. Из последующего промежуточного сепаратора 25 отводят 87 кг/ч имеющей т.кип, 195-370 С смеси средней и тяжелой фракций, используемых для приготовления суспензии угля,Парогазовый головной продукт промежуточного сепаратора 25 нагревают от 330 до 370 С и пропускают через реактор 11 с 80 кг неподвижного слоя катализатора на основе никеля (2,4 мас.% И 1) и молибдена (9,8 мас,% Мо), нанесенных на окись .алюминия. При этом работают при давлении 15,0 МПа и температуре 375 С. После охлаждения продуктов реакции до 20 С из холодного сепаратора 29 отоводят 56,5 кг/ч продукта состоящего из 40 мас.% легкой фракции с т.кип.20-185"С и 60 мас.% средней фракции с т.кип. 185-325 С. Содержание основного азота составляет 8 мг/кг, а содержание фенольного кислорода около 15 мг/кг. После хранения втечение 1 мес без доступа воздухаи света продукт остается светлым.П р и м е р 7 (сравнительный).Повторяют пример 2 с той разницей,что гидрирование в реакторе 10 проводят на 160 кг катализатора и отводимую из промежуточного сепаратора25 парогазовую фазу подают на выделение из нее жидких продуктов ициркуляционного газа. При этом получают 55 кг/ч продукта, состоящего из36 мас.% легкой фракции с т.кип.20-185 С и 64 мас.% средней фракциис т,кип, 185-325 С. Содержание азотасоставляет 100 мг/кг.После хранения в течение 1 меспервоначально прозрачный продукт имеет желтую окраску.Сравнение результатов примеров2 и 7 свидетельствует о том, чтополучаемый известным способом продуктимеет худшее качество, несмотря нато, что стадию гидрирования в реакторе 10 проводят при том же расходекатализатора, что и общий расход вописываемом способе (80 кг в реакторе10 и 80 кг в реакторе 11),П р и м е р 8 (сравнительный).Повторяют пример 2 с той разницей,что гидрирование в реакторе 10 проводят на 180 кг катализатора и отводимую из промежуточного сепаратора25 парогазовую фазу подают на выделение из нее жидких продуктов и цирку -ляционного газа. При этом получают55 кг/ч продукта, состоящего из35 мас,% легкой Фракции с т.кип,20-185 С и 65 мас.% средней фракциис т.кип. 185-325 ОС. Содержание азотасоставляет 90 мг/кг. После храненияв течение 1 мес первоначально прозрачный продукт имеет желтоватую окраску.Сравнение результатов, полученныхв примерах 7 и 8, свидетельствует отом, что при увеличении расходакатализатора можно достигнуть некоторого повышения качества получаемогопродукта, а сравнение результатовпримеров 2 и 8 свидетельствует о том,что получаемый описываемым способомпродукт имеет не только лучшее качество, но и обеспечивает снижениерасхода катализатора,Ф о р м у л а изобретения1, Способ получения жидких продуктов из угля путем смешения угля срастворителем и катализатором, последующей гидрогенизации полученнойсуспензии, разделения полученныхпродуктов гидрирования в горячем сепараторе на парогаэовый поток и жид(котвердую фазу, подачи парогазовогопотока на каталитическое гидрирование с последующим выделением изпродуктов гидрирования в виде жидкойфазы растворителя, рециркулируемогона смещение с углем, и парогазовойфазы целевых продуктов с последующимвыделением из нее конденсацией целевых продуктов и циркуляционного газа,выделения из жидкотвердой фазы ваку-умным испарением дистиллята и рециркуляции его в процесс, о т л и ч аю щ и й с я тем, что, с целью повышения качества целевых продуктов иснижения расхода катализатора, парогазовую фазу перед выделением изнее целевых продуктов подвергают до-.полнительному каталитическому гидрированию,2. Способ по и. 1, о т л и ч аю щ и й с я тем, что перед гидрированием парогазовую фазу подвергают 5дополнительной дистилляции с выделением жидкой фазы в качестве целевогопродукта,3. Способ по п. 1, о т л и ч а ющ и й с я . тем, что парогазовый потокподвергают дополнительному разделениюв горячем сепараторе и получаемуюпри этом жидкую фазу рециркулируютна смешение с продуктами гидрирования.15 4. Способ по и. 1, о т л и ч а ющ и й с я тем, что дистиллят, выделенный из жидкотвердой фазы, добавляют к парогазовому потоку перед дополнительным каталитическим гидриро ванием или к продуктам гидрированияперед разделением последних в горячемсепараторе, или подвергают дополнительному гидрированию и рециркулируют на смешение с суспензией угля и 25 растворителя.1468427 оставитель Н. Кор ехред Л. Сердюкова Редакто орректор И. Баро кар Заказ 122 Тираж 44 б Подписно НИИПИ Государственного комитета по изобретениям и открытиям при ГКНТ СССР 113035, Москва, 3-35, Раущская наб., д. 4/5