粗苯加氢提纯的工艺流程

粗苯加氢提纯的工艺流程* 09级应用化工 摘要:本文系统的阐述粗苯加氢的工艺技术，详细地介绍了粗苯加氢的工艺流 程和提纯所用的各种设备。通过对比其他提纯方法，提出了加氢提纯的优点，加氢 提纯成为未来提纯粗苯的环保方式。关键词: 粗苯; 加氢提纯;工艺流程; 萃取精馏11.引言粗苯精制就是以粗苯为原料，经化学和物理等方法将上述杂质去除，以便得到 可作原料使用的高纯度苯。目前，国内焦化粗苯的加工仍存在两种工艺，一种是古 老的酸洗净化法，另一种是先进的加氢精制法。目前我国粗苯加工能力仅为65万 t,其中只有19万t采用加氢工艺生产，其他均采用酸洗法。酸洗法只能部分脱 除粗苯中粗苯（混合芳烃）的的含硫化合物（主要是噻吩）和杂质，在加工过程中芳烃 化合物损失较大（8,一10,），其副产废物酸焦油和残渣尚无有效的治理方法，造成 环境的污染。随着有机化学工业的迅速发展，对苯系芳烃产品的质量要求很高，酸 洗法得到的芳烃产品已无法满足需要，在发达国家该方法早已被淘汰。二十世纪五十年代初期，美、英、德、法等国相继开发成功粗苯催化加氢精制 法，所得苯的凝固点为5.2?一5.4?。后来由于萃取蒸馏法的开发成功，采用较低 温度【1】（小于400?）的粗苯加氢精制法，也能得到高质量的苯、甲苯和二甲苯。 目前国外【2】精制过程以反应温度区分有高温法（600?一630?）与低温法（320?一粗苯加380?）二种 低温法加氢精制法主要包括三个关键单元:焦炉煤气变压吸附制纯氢（纯度大于 99（9,）;催化加氢精制过程（预加氢和主加氢）;产品提纯过程（萃取或萃取蒸馏）。低 温法也能得到优质的苯、甲苯和二甲苯等产品，三种苯系芳烃收率为:苯98,、甲 苯98,、二甲苯89,。该方法反应条件比较温和，反应温度为320?一380?，压力为 3（0MPa-3（5MPa,设备和管道的材料容易解决，400?以下CrMo钢即可满足要求，国 内就能供应。因此建厂投资较低，操作过程危险性可大为降低。低温加氢法是目前 技术下相对比较理想的方法，既能得到优质的苯系列芳烃产品，又可解决环境污染 问题22工艺流程 本工艺分为4个单元，分别为100单元， 200单元， 300单元和400单元，导 热油系统及制氢系统。2.1 100单元工艺流程2.1.1 脱重塔粗苯原料自罐区粗苯罐经粗苯过滤器F-1101、调节阀LV-1101到粗苯原料缓冲 槽V-1101，液位由LV-1101控制调节。V-1101有氮封装置，压力的控制由 PV1101A.B调节。缓冲槽中的粗苯经进料泵P-1101A/B至原料预热器E-1101（此换 热器是由主反应产物和粗苯换热）经原料流量调节阀FV1101后进入脱重组分塔C- 1101，脱重组分塔的作用是脱除粗苯原料中的重组分，防止重组分在加氢系统聚合 结焦。脱重塔底的热量由导热油加热的塔底再沸器E-1103供给，为了减少重组分 在E-1103中结焦，再沸器中原料的循环由塔底泵P-1103A/B强制循环，富裕的重 组分经冷却器1104A/B排至罐区重芳烃罐，重芳烃的采出由塔底液位控制调节阀 LV1102来控制。E-脱重组分塔顶轻苯产品经冷凝器E-1102冷凝后到塔顶回流槽V-1102，未被完 全冷凝的气体经二次冷凝器E-1105冷凝后重新返回V-1102，回流槽中的轻苯一部 分作为回流由回流泵P-1104A/B经流量调节阀FV1105打回流塔顶，另一部分由轻 苯采出泵高速泵PT105A/B抽出经液位控制调节阀FV1104至加氢系统。脱重组分 塔是负压操作塔，真空的供给是由真空机组XP-1101A/B从冷凝器E-1105抽出的， 压力的调节由真空泵的旁路调节阀PV1106控制。由于粗苯原料中含有容易聚合结 焦的物质，所以在【3】脱重塔的进料中加入阻聚剂。阻聚剂的加入是由往复泵P-1102A/B从阻 聚剂罐V-1107中抽出阻聚剂注入进料管中的。（图见100#脱重塔）2.1.2 加氢系统由高速泵P-1105A/B抽出的轻苯与少量的循环气体（15%）混合后进入预蒸发器 （管程），经预蒸发器E-1106A/B后进入多段蒸发器上部混合器。多段蒸发器C- 1102的热量供给是由塔底导热油加热的再沸器E-1109和E-1110A/B提供的。在多 段蒸发器塔底，少量的重组分经流量调节FV1108排至脱重塔，塔顶蒸汽经预反应 器加热器E-1108（管程）预热后进入预反应器R-1101底部（E-1108的换热是由主反 应产物供给的），在预反应器底部，多段蒸发器带来的极少量的液体由底部排空阀 排至脱重塔。预反应器的作用是除去原料中的双烯烃、苯乙烯等不饱和烃，预反应 产物从预反应器3顶部离开经主反应产物换热器E-1111加热后进入主反应器加热炉H-1101，加 热炉的燃气是焦炉煤气。预反应产物经加热炉加热后进入主反应器顶部，在主反应 器中原料进行脱硫、脱氮等反应，在主反应器中催化剂分为两层，少量循环冷氢从 两段催化剂中间加入以控制第二催化剂床层的入口温度，提高反应器的操作灵活 性，主反应产物从主反应器底部离开经过换热器E-1111，换热的流量以三通阀TV1131控制反应物温度，再经过换热器E-1108，通过的流量以三通阀TV1130控制 反应物的温度，然后经过循环氢气换热器E-1107A/B、预蒸发器E-1106A/B（壳 程）、再经过脱重塔进料换热器E-1101（壳程）、循环氢气换热器E-1114、冷却器 E-1131A-B，经过多级换热冷却后最终到高压分离槽V-1103，在高压分离槽反应产 物分为气液两相，液相中分离出的含硫污水进入水包经液位控制调节阀 LV1111 排 至污水总管，加氢油经液位、流量调节阀FV1113控制进入稳定塔，不合格产品时 返回粗苯原料缓冲槽V-1101。高压分离槽V-1103分离出的气相经换热器E-1114 预热干燥后进入循环氢气压缩机进口分液罐V-1104。高压分离槽压力的控制是通 过压力、流量调节阀FV1114调节的。经过分液罐的循环氢气进入循环氢气压缩 机，经压缩后分为两部分，一部分经过冷氢冷却器E-1112冷却后通过流量调节阀 FV1106B进入主反应器两段催化剂中部，另一部分经过循环气换热器E-1107加热 后又分为两支，一支（15%）与脱重塔顶的轻苯混合进入预蒸发器E-1106A/B，另一 支（85%）进入多段蒸发器底部混合器，两支循环气的分配是通过流量调节FV1106A 进行的。经过循环气压缩机K-1102A/B压缩后富裕的循环气体经过HV1101然后经 冷却器E-1116冷却后返回分液罐V-1104。因为反应过程中要消耗氢气，消耗掉的 氢气要靠新氢压缩机K-1101A/B补入到系统中，新氢是由煤气变压吸附制氢装置供 给的。新氢经过压缩后补入到分液罐V-1104，富裕的氢气经过冷却器E-1115冷却 后，通过流量调节FV-1115返回到压缩机进口。由于原料中含有微量的氯离子及反 应中生成的NH和HS，易生成NHHS和NHCl，这些盐类在反3244应产物的冷却后期会从反应产物中析出，在管壁和换热器表面结晶，因此要向 系统中注入软水，以溶解及冲洗这些盐类，软水的注入是由软水注入泵P-1107A/B 从软水罐V-1105中抽出注入E-1114壳程进口管路中，注入的软水在高压分离槽 V-1103中分离，从水包排出。2.1.3 稳定塔主反应产物从V-1103排出后经过稳定塔进料换热器E-1117加热后进入稳定塔C-1103，稳定塔的主要作用是脱除加氢油中的硫化氢。稳定塔热量是由导热油加热 的再沸器E-1120供给的。稳定塔底产品BTXS经过换热器E-1117后通过液位、流 量调节FV1120进入200单元，在200单元不正常时进入罐区BTXS罐。不合格产品 经冷却器E-1121走开工线回V-1101。稳定塔顶蒸汽含有HS及一定量的加氢油， 塔顶蒸汽2经一级冷凝器E-1118和二级冷凝器E-1119冷凝后，被冷却的加氢油进入回流 槽V-1106。HS气体通过塔顶压力控制阀PV1150排至碱洗塔，回流槽中的加氢油通 过回2流泵P-1108A/B及流量控制FV1122作为回流返回稳定塔。（见100#稳定塔图）2.2 200单元流程自稳定塔来的加氢油作为预蒸馏塔C-1201的原料进入预蒸馏塔。预蒸馏塔的 作用是将加氢油BTXS分离为BT和XS馏分。塔底热量由导热油加热的再沸器E- 1203供给，预蒸馏塔顶产品为BT馏分，经塔顶冷凝器E-1201冷凝后进入回流槽 V-1202，-1202A/B 一部分作为回流由流量控制FV1204打回塔顶，另一部分经液位、经 回流泵P【4】流量控制FV1205进300单元萃取蒸馏单元，300单元不正常时进入罐区BT罐，在不合格时经冷却器E-1202返回V-1201。系统压力的控制是通过回流槽的 氮封装置实现的。预蒸馏塔底产品为XS馏分，XS馏分由塔底泵P-1203A/B抽出经 液位、流量调节FV1202进入400单元，不合格时经冷却器E-1204走开工线回V- 1201, V-1201和P-1201只是在开工初期及产品不合格时使用。V-1201设有氮封装 置。（见200#塔图）2.3 300单元流程2.3.1 萃取蒸馏塔自200单元来的BT馏分作为萃取蒸馏塔C-1301的原料进入萃取蒸馏塔，来自 萃取剂回收塔的萃取剂从萃取蒸馏塔上部加入，塔底热量由导热油加热的再沸器 E-1304供给。萃取蒸馏塔的作用是将BT馏分中的非芳烃脱除。在C-1301塔顶产 品为非芳烃，非芳烃经塔顶冷凝器E-1302冷凝后进入回流槽V-1302，再由回流泵 P-1302A/B抽出，一部分经流量调节FV1308作为回流打回塔顶;另一部分经冷却器 E-1303冷却后再经过液位、流量控制FV1307进入罐区非芳烃罐。开工初期及产品 不合格时返回V-1301。C-1301塔底产品为萃取剂和纯苯、甲苯及微量非芳烃混合 物，称为富溶剂，富溶剂由塔底泵P-1303A/B抽出，经液位、流量控制FV-1306到 萃取剂5回收塔C-1302，萃取蒸馏塔的压力控制由回流槽的氮封装置调节。（见300#萃 取蒸馏塔图）2.3.2 萃取剂回收塔从C-1301塔底来的富溶剂作为萃取剂回收塔的原料进入塔内，萃取剂回收塔 的作用是将纯苯、甲苯和萃取剂分离，C-1302塔的热量由导热油加热的再沸器E- 1307A.B提供，C-1302塔顶蒸汽为纯苯、甲苯及微量非芳烃，经塔顶冷凝器E- 1305冷凝后进入回流槽V-1303，然后经回流泵P-1304A/B 一部分经流量调节阀 FV1309作为回流打回塔顶，另一部分经液位、流量调节FV1311，再经过温度控制 三通阀TV1330、萃取剂与BT换热器E-1306至纯苯塔，产品不合格时经冷却器E- 1316返回V-1301。C-1302塔底为纯萃取剂，称为贫溶剂。萃取剂经塔底泵P- 1305A/B抽出后经过纯苯塔塔底再沸器E-1308换热，再到E-1306，然后经过温度 调节三通阀TV1304、冷却器E-1309最后返回萃取蒸馏塔C-1301上部循环使用。萃取剂回收塔CT302为负压操作，负压是由真空机组XP-1301A/B从回流槽V- 1303抽出的。压力的调节由真空泵的旁路调节阀PV1322控制。（图见300#萃取剂 回收塔）2.3.3 纯苯塔C-1302的塔顶冷凝液作为纯苯塔C-1303的原料进入C-1303，纯苯塔的目的是 在塔顶得到合格的纯苯产品，塔底是甲苯和少量纯苯的混合物。纯苯塔的热量是由 萃取剂加热的再沸器E-1308和导热油加热的再沸器E-1312提供的。从纯苯塔塔顶 出来的纯苯蒸汽经冷凝器E-1310冷凝后进入回流槽V-1304，再经回流泵P- 1306A/B抽出后，一部分经流量控制FV1314作为回流打回塔顶，另一部分经冷却 器E-1311冷却后由液位、流量调节阀FV1313控制到罐区纯苯罐，不合格产品或开 工初期回V-1301，塔底甲苯和少量纯苯的混合物由塔底泵P-1307A/B抽出经液 位、流量调节控制FV1312调节到甲苯塔。C-1303的压力控制由回流槽氮封装置 PV1339调节。（图见300#纯苯塔）2.3.4 甲苯塔C-1303塔底苯、甲苯混合物作为甲苯塔C-1304的原料进入甲苯塔。甲苯塔的 目的是将甲苯和少量苯分离，在塔底得到纯的甲苯产品，塔热量是由导热油加热的 再沸器E-1314提供，塔顶苯蒸汽经塔顶冷凝器E-1313冷凝后进入回流槽V- 1305，然后由回流泵P-1308A/B抽出，一部分作为回流经流量调节阀FV1347打回 塔顶，另一部分经液位、流量调节阀FV1348到V-1301或C-1303。塔底甲苯产品 由 P-1309A/B 抽6出经冷却器E-1315冷却后经液位、流量调节阀FV1346到罐区甲苯罐，不合格 产品和开工初期返回V-1301。C-1304的压力由回流槽的氮封装置PV1304A.B控 制。（图见300#甲苯塔）2.3.5 放散气部分 装置区内所有安全阀的紧急放散气及氮封装置的放散气均收集到放散气收集槽V-1309，被收集的气体集中排放到火炬系统。V-1309中少量的液体组分由泵P- 1313输送到罐区粗苯罐或V-1101。2.3.6 苯类及溶剂放空部分装置内所有苯类的排空均收集到轻污油罐V-1306，然后由泵P-1310输送到罐 区粗苯罐或V-1101。装置内所有溶剂的排空均收集到溶剂放空罐V-1307，然后由 泵P-1311输送到新鲜溶剂罐V-1308，界外新来的萃取剂都储存于V-1308。开工初 期萃取系统溶剂的补入是由新鲜溶剂泵P-1312从V-1308抽出输送到C-1301的。2.4 400单元流程200单元预蒸馏塔塔底产品XS作为400单元的原料进入二甲苯塔C-1401。二 甲-+苯塔的目的是将XS馏分中的C8及C9组分与二甲苯分离，得到合格的二甲 苯产品。-二甲苯塔的热量由导热油加热的再沸器E-1403提供。二甲苯塔塔顶蒸汽为C8 组分，经塔顶冷凝器E-1401冷凝后进入回流槽V-1401，再由回流泵P-1401A/B抽 出，一部分作为回流经流量调节阀FV1402打回塔顶，另一部分经液位调节LV1402 再经过冷却+器E-1405到V-1201。塔底产品为C9组分，由塔底泵P-1403A/B抽出经冷却 器 E-1404+冷却后到罐区C9罐或V-1201，二甲苯的采出是从二甲苯塔中部侧线采出的， 由二甲苯泵P-1402A/B从塔中部抽出经冷却器E-1402冷却后经流量调节阀FV1403 到罐区二甲苯罐，不合格时回V-1201。（图见400#塔）2.5 导热油系统导热油系统为粗苯加氢精制整个工艺装置提供热量，热油是一个封闭的循环系 统，用于加热100、200、300、400单元的重沸器，由于用户所需要的温度不同， 热油系统设置了两个循环回路。两路导热油的分配是从分油缸分开的，高温循环回路的热油是由热油循环泵2a/2b循环，压力为0.8MPa，温度为260?被送到高温用户E 1103、E-1109、E- 1110AB，低温循环回路的热油是由循环泵3a/3b循环，温度为220?，在此温度 下，7E-1120、E-1203、E-1301、E-1304、E-1307A、E-1307B、E-1312、E-1314、E- 1403、V-1105、是它的主要用户。两路循环回路的温度调节是靠循环泵的入口三通 阀来实现的，两路导热油经过换热后，到回油缸混合，然后由炉膛循环泵 1a/1b/1c输送到两台导热油加热炉H-2101、H-2102加热，经过炉膛加热后的导热 油重新到分油缸分为两路。导热油加热炉H-2101、H-2102是用煤加热的加热炉，导热油系统放空时，导热油可以放到地下热油放空罐V-1403，需注油时经P,1404泵填满整个热油系统。 加热时导热油的膨胀可以由热油膨胀槽来补偿。2.6 制氢系统焦炉煤气经煤气压缩机一级压缩后在200#预处理单元除去气体中携带的机油及 使分子筛中毒的有害组分（焦油、萘等），经处理后的煤气送至压缩机二级、三级压 缩，然后送至300#变压吸附单元，在此，除氢气以外的其他组分均被吸附，得到 纯度为99.5%的氢气，然后进入400#脱氧精制工序。在此氢气中含有的微量氧反应 生产水被脱除，得到99.99%的氢气送到加氢单元，制氢系统所需要的焦炉煤气约 1200 Nm3/h，制得的氢气流量最大为500Nm3/h，正常流量为286Nm3/h氢气出口的 压力不小于1.4MPa。2.6.1 压缩工序 100# 压缩工序由2台三级往复式压缩机组成，来自界区外的焦炉煤气首先经压缩机 的一级加压至约0.2MPa，然后进入预处理系统除去萘、焦油、NH、HS及其它芳香 族化32合物，处理后的焦炉煤气经压缩机第二、第三级压缩至约1.5MPa后进入300# 变压吸附系统。2.6.2 预处理工序 200#预处理工序由一台除油塔、两台预处理塔、1台加热器、一台解吸器缓冲罐和 一套精密过滤器组成。来自压缩机一级压缩后约0.2MPa的焦炉煤气进入预处理工 序后，首先经过除油器分离掉其中夹带的油滴，然后自塔底进入预处理塔，其中一 台处于吸附脱油、脱萘状态，另一台处于再生状态。当预处理塔吸附焦油和萘饱和 后转入再生过程，预处理塔的工作步骤共有五个，以A塔为例：)a吸附(A8【5】烃类及硫化物在此步骤被吸附，净化后的焦炉煤气返回煤气压缩机二级 压缩。KC201A;KC202A 打开b逆向放压(D)烃类杂质吸附饱和后，KC204A打开，KC201A、KC202A关闭，KC209打开。通过 放压将所吸附的杂质排出吸附床，放压至常压，放压是逆着吸附方向，气体排至煤 气管网。c加热(H)逆放结束后，KC206打开，KC203A打开，KC209关闭，KC204A、KC208打开。 解吸气通过E201加热对预处理塔加热。用300#PSA工序副产的解吸气经加热至120-140?后逆着吸附方向吹扫吸附层，使被吸附的杂质在加温下得以完全脱附，再 生的解吸气送回焦炉煤气管网。d冷却(C)加热结束后，KC206关，KC207开，解吸气通过E201旁路冷却。脱附完毕后， 停止加热再生气，继续用常温再生气逆着吸附方向吹扫吸附床层，使之冷却至吸附 温度，吹扫后的解吸气也送回焦炉煤气管网。e升压(R)冷却过程完成后，KC207、KC203A、KC204A、KC208 关闭，KC205 打开，KC209 打开用吸附塔处理后的净化煤气逆着吸附方向将处理塔加压至吸附压力，至此，预 处理塔又可以进行下一次吸附了。2.6.3 变压吸附工序 300#本装置变压吸附(PSA)工序采用5-1-3PSA工艺，即装置由五个吸附塔组成，其 中一个吸附塔始终处于进料吸附状态，其工艺过程由吸附、三次均压降压、顺放、 逆放、冲洗、三次均压升压和产品最终升压等步骤组成，具体工艺过程如下：以A 塔为例:a吸附(A)经过三级压缩后的焦炉煤气经KC301A自塔底进入吸附塔，在吸附剂选择吸附 的条件下一次性除去氢以外的绝大部分杂质，获得纯度大于99.5%的粗氢气，经程 控阀KC302A从塔顶排出经压力调节阀PV302送净化工序。b第一次均压降压(简称一均降E1D)9这是在吸附过程结束后，KC301A、KC302A关闭，KC303A、KC303C打开，将A 塔内较高压力的氢气放入刚完成二均升的C塔，直到A、C两塔的压力基本相等为止，降压过程不仅是降压的一个过程，更是回收床层死空间氢气的过程，一均降将 塔压降压1.28MPa。c第二次均压降压(二均降E2D)在一均降过程完成后，KC303A、KC303C关闭，KC305A、KC305D打开，二均降是在A将塔内的氢气放入正在处于二均升的D塔内，二均降将塔压降至0.86MPa。d第三次均压降压(三均降E3D)二均降过程完成后，KC305D关闭，KC305E打开，三均降是在将A塔内的氢气 放入正在处于三均升的E塔内，三均降将塔压降压0.44MPa。e顺放(PP)在均压回收氢气过程结束后，继续顺着吸附方向进行减压，KC305A、KC305E关 闭，KC304A打开。顺放出来的氢气放入顺放气缓冲罐中储存起来，用作吸附塔冲 洗的再生气源，顺放压力降至O.IMPa。f逆放(D) 在顺放结束后，塔内剩余气体逆着吸附方向将吸附塔压力降至接近常压， KC304A关闭，KC306A打开。此时被吸附的杂质开始从吸附剂中大量解吸出来，逆 放解吸气送至解吸气缓冲罐V-201,用作预处理系统的再生气源，逆放压力降至 0.02MPa。g冲洗过程(P)逆放结束后，KC304A打开，为使吸附剂得到彻底再生，用顺放气罐V-301中存 储的氢气逆着吸附方向冲洗吸附床层，进一步降低杂质组分的分压，并将杂质冲洗 出来，冲洗再生气也送至解吸缓冲罐用作预处理系统的再生气源。冲洗压力为 0.02 MPa。h第三次均压升压(简称三均升，E3R)在冲洗再生过程完成后，KC304A关闭，KC306A关闭，KC305A、KC305B打开， 用来自B塔正在三均降的塔内氢气对该塔进行升压，直到A、B两塔压力相等为 止，不仅是升压的过程，也是回收其它塔氢气的过程。三均升将压力升至 0.44MPa。i第二次均压升压（简称二均升，E2R）在三均升过程完成后，KC305B关闭，KC305C打开，将C塔内较高压力的氢气 放入A塔，直到A、C两塔压力相等为止，二均升的压力升为0.86MPa。10j第一次均压升压（简称一均升，E1R）在二均升过程完成后，KC305A、KC305C关闭，KC303A、KC303D打开。将D塔 内较高压力的氢气放入 A 塔，直到 A、D 两塔的压力相等，此时压力升为 1.28MPa。k产品气升压过程（最终升压，FR）在三次均压升压完成后，A塔压力已升至接近吸附压力。KC303D关闭，KC307 打开。为了使吸附塔可以平稳地切换至下一次吸附，并保证产品纯度在这一过程中 不发生波动，需要通过升压调节阀缓慢而平稳地用产品氢气将吸附塔压力升至吸附 压力，即1.5MPa。经过这一过程后吸附塔便完成了一个完整的“吸附-再生”循 环。为下一次吸附做好了准备。五个吸附塔交替进行以上的吸附、再生操作（始终有一个吸附塔处于吸附状态） 即可实现气体的连续分离与提纯。为提高装置的可靠性，本装置编制了一套切塔与 恢复变压吸附程序。即:当某一台吸附塔出现故障时，可将其脱出工作线，让剩余 的吸附塔转入4-1-2方式工作。2.6.4 氢气精制工序 400#从变压吸附(PSA)工序来的氢气是含有少量氧气的粗氢气，纯度尚达不到要 求，需要净化。粗氢气净化是首先进入常温脱氧塔，在其中装填的新型常温脱氧催 化剂的催化下，氢气中微量的氧和氢反应生成水，然后经冷却器冷却至常温，经干 燥后的产品氢即可达到纯度99.99%、其中O?5ppm的要求。2113结束语 这里面有很多的参数有可能不是最好的，有待继续结合实际调整。过去我国纯 苯下游产品产能较小(但近几年来 苯下游产品产能增长较快，尤其是苯乙烯、苯 酚、苯胺、环己酮等生产装置的大量扩建和新建，对苯 的需求大增。纯苯市场前 景较为乐观。粗苯加氢提纯是个新型的行业，有着很大的潜力市场前景良好，是化 工人员们以后从事的一个行业。也可以有效地利用化石燃料使其充分的发挥他的作 用，减【6】小污染。粗苯加氢工艺总体来说是比较新型的工艺，有很大的先进性， 体现出科技就是生产力，在化石资源枯竭的时代，有效的利用化石资源是当务之 急，所以说在近50年之内对于煤和石油的化工行业应该是比较火的，即便是在化 石资源枯竭后化工也可以是比较热门的行业。化工产业的利润都是很高的，原料可以便宜收购，加工后的产品就可以翻几倍 上去，这点也是不少的商业人士投资化工的目的。化工不仅可以提高经济，提高原 料的利用率，还可以保护环境，虽然说化工厂有的也是在破坏环境，破坏环境都是 投资商们没有按照有关规定来管理建厂导致的。化工原本是把认为没用的原料经过 进一步的加工使之成为新的产品被人们利用，这样就不会被乱丢弃，从而保护环 境，化工厂产生的废气废水 废渣只要按照规定的处理，按理说没有太大的污染 因为已将把这些废物回收后综合处理掉了。只不过这样会消耗一定的资本。总体来说妥善利用化工是可以为人类造福的，是有很大商机的，它是最能体现 科技的一个行业。12参考文献:1 薛璋，低温苯加氢装置要点探讨期刊-核心期刊燃料与化工FUEL &CHEMICAL PROCESSES 2008年 第05期2 赵明，马希博粗苯加氢精制技术比较，期刊-核心期刊燃料与化工FUEL & CHEMICAL PROCESSES 2008年 第01期3 王建华，高志军，耿印权， 粗苯加氢/莫菲兰萃取蒸馏生产高纯苯、高纯甲苯 中国技术专家网4 林恒生，张侃，李文怀 焦化粗苯催化加氢精制纯苯的研究与开发 Catalytic， 期刊-核心期刊煤化工COAL CHEMICAL INDUSTRY 2004年第01期5 廖 炯，陈耀壮，鄢 义，毛震波，陈晓华，申请人:西南化工研究设计院， 一种 用于粗苯加氢脱硫脱氮制精苯的催化剂及其制备方法 发明专利 中华人民共和国国 家知识产权局 2006年6 冯秀娟， 耿瑞增， 李同军， 焦化粗苯加氢精制装置加工石油加氢油的探讨 会议 2000年中国焦化年会2000年中国焦化年会论文集 2001年