粗苯加氢的精制

河南城建学院课程设计PAGEPAGE2河南城建学院课程设计课程设计说明书题目：15万吨/年粗苯加氢的精制工艺设计《煤化工工艺学》课程设计任务书一、课程设计的目的通过课程设计，旨在使学生了解煤化工工艺基本原理、重要工艺过程、设备的构造及工程设计基本内容，初步掌握化工工艺设计的主要程序及方法，锻炼和提高学生综合运用理论知识和技能的能力、收集和查阅文献资料的能力、分析和解决工程实际问题的能力、独立工作和创新能力。课程设计的任务是：学生能综合运用所学理论知识和所掌握的各种技能，通过独立思考和锐意创新，在规定的时间内完成指定的化工工艺的设计任务，并通过设计说明书及设计图形式正确表述。二、设计任务及要求1、设计题目粗苯加氢精制工艺设计；2、设计条件生产能力：15万吨/年操作压力常压、纯苯塔塔顶温度80、塔釜温度120运行时间：全年生产时间为7500小时设备选型：浮阀塔4、设计任务通过化工计算，绘制工艺流程图和主设备结构图，编制设计说明书（设计过程的评述及主要问题讨论）。三|、设计时间进程表课程设计时间原则上为2周，时间分配大致如下：序号内容时间（天）1接受设计任务0.52查阅、借阅文献；收集资料1.03制定设计方案0.54设计计算3.05设计图纸绘制3.06编制说明书1.07答辩1.08合计10.0四、设计指导教师及设计纪律要求指导教师：纪律要求：1）按时到教室，有事请假；2）不得在设计时间内做与设计无关事情；3）到图书馆查阅资料，须在教室黑板上注明去向及时间；4）保持教室卫生。不得妨碍他人设计。五、课程设计说明书格式要求1、总论1）概述2）文献综述3）设计任务的依据2、生产工艺流程或生产方案确定3、生产工艺流程说明4、工艺计算书（物料和热量衡算）5、主要设备的工艺计算和设备选型计算3.1、技术路线：本设计通过低温加氢工艺把粗苯中以噻吩为主的各种杂质除去，其中硫化物转换成硫化氢，氮化物转变成氨气，氧化物转化成水，不饱和烃加氢饱和，从而得到较纯净的苯甲苯和二甲苯。其中：原料粗苯经过两苯塔实现轻重组分分离，其中塔釜重质苯做为产品回收，塔顶轻苯在加氢反应器中进行加氢反应后进入脱轻塔脱除硫化氢，氨气等低沸物，然后依次进入预精馏塔萃取精馏塔纯苯塔和二甲苯塔，最终得到纯净合格的产品。3.2、流程叙述粗苯首先经原料输送泵进入两苯塔，在其中实现轻重苯分离，重质苯作为产品输送至罐区，塔顶轻苯被送至加氢工序，在加氢工序中，轻苯与高纯氢气混合后进入预反应器，预反应器的作用主要是除去二烯烃和苯乙烯，催化剂为Ni-Mo，预反应器产物经管式炉加热后，进入主反应器，在此发生脱硫、脱氮、脱氧、烯烃饱和等反应，催化剂为Co-Mo，预反应器和主反应器内物料状态均为气相。从主反应器出来的产物经一系列换热器、冷却器被冷却，在进入分离器之前，被注入软水，软水的作用是溶解产物中沉积的盐类。分离器把主反应器产物最终分离成循环氢气、液态的加氢油和水，循环氢气经预热器，补充部分氢气后，由压缩机送到预蒸发器前与原料粗苯混合。

加氢油经预热器预热后进入脱轻塔，脱轻塔由中压蒸汽进行加热，脱轻塔实质就是精馏塔，把溶解于加氢油中的氨、硫化氢以尾气形式除去，含H2S的尾气可送入焦炉煤气脱硫脱氰系统，脱轻塔出来的苯、甲苯、二甲苯混合馏分进入预蒸馏塔，在此分离成苯、甲苯馏分(BT馏分)和二甲苯馏分(XS馏分)，二甲苯馏分进入二甲苯塔，塔顶采出少量C8非芳烃和乙苯，侧线采出二甲苯，塔底采出二甲残油即C9馏分，由于塔顶采出量很小，所以通常塔顶产品与塔底产品混合后作为二甲残油产品外卖。

苯、甲苯馏分与部分补充的甲酰吗啉溶剂混合后进入萃取蒸馏塔，萃取蒸馏塔的作用是利用萃取蒸馏方式，除去烷烃、环烷烃等非芳烃，塔顶采出非芳烃作为产品外卖，塔底采出苯、甲苯、N-甲酰吗啉的混合馏分，此混合馏分进入溶剂再生塔。溶剂再生塔在真空下操作，把苯、甲苯馏分与溶剂N-甲酰吗啉分离开，溶剂再生塔顶部采出苯、甲苯馏分，苯、甲苯馏分进入纯苯塔精馏分离成苯、甲苯产品。溶剂再生塔底采出的贫N-甲酰吗啉溶剂经冷却后循环回到萃取精馏塔上部，一部分贫溶剂被间歇送到溶剂再生器，在真空状态下排出高沸点的聚合产物，再生后的溶剂又回到萃取蒸馏塔。工艺流程图见CAD附图四、工艺计算与设备选型4.1、系统物料衡算4.1.1、操作条件生产能力：15万吨/年(料液)年工作日：7500小时计原料中含有：苯70.8%，甲苯14.2%，二甲苯3.5%苯乙烯1.5%重质苯10%（质量分率，下同）4.1.2、原料粗苯处理量根据工艺的操作条件可知：

根据设计任务，料液的年生产能力为150,000吨/年（折算为100%Q）。全年生产时间为7500小时，剩余时间为大修、中修时间，则每小时的生产能力为：150000/7500=20,000kg/h4.1.3、两苯塔进出料由图可知，进入两苯塔的料液量即为20,000kg/h两苯塔塔顶出料为轻苯（BTXS）,其流量为：W1=W*(70.8%+14.2%+3.5%+1.5%)=20000*90%=18000kg/h两苯塔塔底出料为重苯，其流量为：W1’=W*10%=2000kg/h4.1.4、预精馏塔进出料从两苯塔出来的BTXS经过加氢脱轻后直接进入预精馏塔，所以进入预精馏塔的流量就是W1=18000kg/h预精馏塔顶出料为BT,其流量为：W2=W*(70.8%+14.2%)=20000*85%=17000kg/h预精馏塔塔底出料为XS,其流量为：W2’=W*(3.5%+1.5%)=20000*5%=1000kg/h4.2、纯苯塔的设计计算精馏工段主要有四个塔，即预精馏塔，萃取精馏塔，纯苯塔，二甲苯塔。这里只对纯苯塔进行计算。4.2.1、纯苯塔的作用：分离产品苯甲苯使产品纯度达到99.9wt％，同时，产品回收率达到99.0％。在此目标下对该塔进行计算，寻找达到该分离要求的最佳操作条件。4.2.2、操作条件具体工艺参数如下：料液组成：70.8%苯，14.2%甲苯（质量分率，下同）产品组成（纯苯塔)：馏出液99.9%苯，釜液1%甲苯操作压力：常压（塔顶：100.5kPa进料：101.3kPa塔底：133kPa）进料温度：泡点进料状况：泡点加热方式：间接蒸汽加热回流比：R=（1.2～2）Rmin4.2.3、物料衡算：1、全塔物料衡算苯的摩尔质量：MA=78kg/kmol甲苯的摩尔质量：MB=92kg/kmol纯苯塔的原料处理量F=20000*(70.8%+14.2%)=17000kg/h原料中苯的质量分数：=70.8/(70.8+14.2)=0.83则其摩尔分数为=塔顶产品苯的质量分数：=0.999则其摩尔分数为=0.999塔底产品甲苯的质量分数：=0.01则其摩尔分数为=0.012总物料衡算：F=D+W①苯的物料衡算：F*=D*+W*②联立①②式得：D=14095.05kg/hW=2904.95kg/h原料液的平均摩尔质量=66.456+13.616=80.072kg/kmol塔顶产品的平均摩尔质量=78.014kg/kmol塔液产品的平均摩尔质量=91.832kg/kmol2、温度的确定Antoine方程：

lg=6.02232-1206.350/(t+220.237)lg=6.07826-1343.943/(t+219.377)泡点方程：根据以上三个方程，运用试差法可求出,

当xa=0.83时，假设t=84℃，=114.066kPa，=44.496kPa

当xa=0.999时，假设t=80℃，=100.524kPa，=38.826kPa

当xa=0.01时，假设t=120℃，=298.735kPa，=131.29kPa,

t=84℃，既是进料口的温度，

t=80℃是塔顶蒸汽需被冷凝到的温度，

t=120℃是釜液需被加热的温度。3、平均相对挥发度：80℃时，苯的饱和蒸汽压=100.524kPa甲苯的饱和蒸汽压=38.826kPa120℃时，苯的饱和蒸汽压=298.735kPa甲苯的饱和蒸汽压=131.29kPa,由=得：80℃时，80℃==2.59120℃时，120℃==2.28所以平均相对挥发度：===2.434、最小回流比Rmin由于泡点进料，则xq=xfRmin===0.81回流比R=1.5Rmin=1.25、基础数据整理=2.43.所以平衡方程为y==Y1=xD=0.999带入平衡方程可得x1==0.998<1>.精馏段液相平均温度：(80+84)=82℃在平均温度下查得=814.8kg/m3，=802.9kg/m3液相平均密度为：其中，平均质量分数所以，=813.8kg/m3精馏段的液相质量流量L=RD=1.2*14095.05=16914.06kg/h精馏段的液相体积流量精馏段气相质量流量V＝(R+1)D＝2.2*14095.05=31009.11Kg/h，平均压力：(101.3+100.5)=100.9kPa,标准状况下的体积：V0=操作状况下的体积：V1=8905.18=5801.45m3/h气体负荷：Vn==1.612m3/s气体密度：==5.345kg/m3<2>.提馏段平均温度：(84+120)=102℃在平均温度下查得=812.5kg/m3，=802.6kg/m3液相平均密度为：其中，平均质量分数所以，=806.73kg/m3因为泡点进料，所以进料热状态q=1

所以，提馏段液相质量流量：L'＝L+qF=16914.06+117000=33914.06kg/h提馏段液相体积流量提馏段气相质量流量V'＝V-(1-q)F＝V=31009.11kg/h平均压力：(101.3+133)=117.15kPa标准状况下的体积：V0=操作状况下的体积：V1=8905.18=5672.42m3/h气体负荷：Vm==1.576m3/s气体密度：==5.47kg/m36、操作线方程精馏段操作线方程提馏段操作线方程4.2.4、塔径本设计采用F1重阀浮阀塔，设全塔选用标准结构，板间距HT=0.45m，溢流堰高hc=0.05m。<1>.精馏段求操作负荷系数C精馏段功能参数：()=()=0.044塔板间有效高度H0=HT-HC=0.45-0.05=0.40m查斯密斯图得负荷系数：C20=0.067。又查得82℃时，苯的表面张力为：22.08mN/m甲苯的表面张力为：22.19mN/m精馏段苯甲苯溶液的平均组成为：苯：(0.999+0.83)=0.9145wt则含甲苯为：1-0.9145=0.0885wt所以表面张力：σ=0.914522.08+0.088522.19=22.09mN/m所以：C=C20=0.068⑵.最大流速UmaxUmax=C=0.068=0.84m/s空塔气速u=0.7Umax=0.840.7=0.588m/s⑶．求塔径DD===1.87m<2>.提馏段求操作负荷系数C提馏段功能参数：（）=()=0.09查斯密斯图得C20=0.0662又得102℃时，苯表面张力为：18.49mN/m甲苯的表面张力为：19.18mN/m提馏段苯甲苯混合平均组成：苯：(0.01+0.83)=0.42甲苯：1-0.42=0.58平均表面张力：=0.4218.49+0.5819.18=18.89mN/m所以C=C20=0.065求提馏段U’maxmax=C=0.065=0.79m/s空塔气速=0.7max=0.70.79=0.553m/s求塔径===1.91m对全塔，圆整后塔径D=2400mm塔截面积为3.14m2实际空塔气速m/s4.2.5、理论塔板数计算<1>求最小理论塔板数Nm：根椐芬斯克公式：Nm===11.75<2>.求实际理论板数由==0.182查吉利兰图得：=0.46则：=0.46所以：N22.6块<3>进料板位置84℃时，84℃==2.56所以精馏段的平均相对挥发度：=2.57所以：Nm，1===4.46则：=0.46所以：9.1块即第十层理论板为进料板<4>.计算板效率()求平均相对挥发度与平均粘度的积(、)塔顶塔底平均温度为：(80+120)=100℃100℃时：=0.24510-3Pa.S=0.26510-3Pa.S则：=xf+(1-xf)=0.24510-30.852+0.26510-3(1-0.852)=0.24810-3PaS所以：=0.24810-32.43=0.60310-3Pa.S(2)查板效率与关联图得：板效率：E=0.55<5>实际板数板效率：E=0.55所以实际板数为：=41.1块=42块实际精馏段板数：=16.5块=17块实际提馏段板数：Ne2=42-17=25块4.2.6、塔内件设计<1>.溢流堰设计塔板上的堰是为了保持塔板上有一定的清液层高度，若过高则雾沫夹带严重，过低气液接触时间短，都会降低板效。根椐经验，取清液层高度hL=0.05，本设计选用单溢流弓形降液管，不设进口堰。堰长取Lw=0.66D=0.662000=1320mm堰高：hw=hl-how采用平直堰，堰上液层高度howhow=E()(a)提馏段及精馏段计算结果如下：精馏段提馏段溢流强度i，i=L/Lw,m3/(h.m)i==15.82i==31.91i=5-45适合要求适合要求求E，由(L/Lw2.5查图=10.43=21.04E=1.032E=1.045堰上液层高度howhow=1.03215.822/3how=1.04515.822/3由(a)计算=0.0185=0.0187堰高hw=0.05-0.0185=0.0315hw=0.0313圆整到hw=0.032hw=0.031<2>.降液管设计Lw=1056mm，=0.66查阅《化工原理》(下)天津科学技术出版社，得到：=0.14，=0.079Wd降液管弓形宽度mAf降液管弓形面积m2AT塔截面积m2Wd=0.142=0.28mAT=D2=3.14(2)2=3.14m2Af=3.140.079=0.2481m2降液管容积与液体流量之比为液体在降液管中的停留时间t，一般大于5S，即：t=精馏段：t==19.25>5S提馏段：t==9.54>5S故降液管底隙高度H0，对弓形降液管，管口面积等于底隙面积，即有：H0=，取=0.2m/s，则：精馏段：H0==0.022m提馏段：H0==0.044m<3>.塔板布置及浮阀数目与排列：①塔板布置因D故塔板采用分块板式塔板，查下表塔径/mm800-12001400-16001800-20002000-2400分块数3456得塔板分为5块。②浮阀数目与排列取阀孔动能因子F0=10,计算如下：精馏段提馏段U0=U0==4.325U0==4.276每层浮阀数N=N==312N==309取边缘高度Wl=0.06m泡沫区宽度Ws=0.10m浮阀排列方式采用等腰三角形叉排，取同一横排的孔心距t=75mm=0.075m,因塔板采用分块式，各分块板的支承与衔接也要占去一部分鼓区面积，因此排间距取=65mm=0.065m,按t=75mm,=65mm.以等腰三角形叉排方式作图。图4-1浮阀孔排列图排得阀数为320个，按N=320个重新换算F，计算结果如下：精馏段提馏段U0==4.22m/s=4.13m/sF0=U04.22=9.754.13=9.65阀孔动能因素变化不大，仍在9-12之间。塔板开孔率：==12.17%一般10％～14％，符合要求。4.2.7、塔板流体力学验算<1>.气相通过浮阀塔的压降Hp=Hc+Hl+H⑴.干板阻力精馏段提馏段Uoc=1.825Uoc==4.192m/sUoc==4.140m/s因为U0>UocU0>UocHc=5.34Hc=5.34=0.031Hc=5.34=0.032⑵.板上充气液层阻力。取充气系数0=0.5hl=1hL=0.50.05=0.025⑶液体表面张力所造成的阻力很小，可以忽略。所以hp=hc+hL对精馏段：hp=0.025+0.031=0.056对提馏段：hp=0.025+0.032=0.057<2>淹塔为防止淹塔，要求严格控制降流管中液层高度。Hd(HT+hw)Hd=hp+hL+hdA、气体通过塔板的压降相当的液降高度hp精馏段hp=0.056m提馏段hp=0.057mB、液体通过降液管的压头损失。因为不设进口堰：精馏段：hd=0.153()2=0.153()2=0.0061提馏段：hd=0.153()2=0.153()2=0.0062C、板上液层高度：hL=0.05m所以Hd=hp+hL+hd精馏段：Hd=0.05+0.056+0.0061=0.1121m提馏段：Hd=0.05+0.057+0.0062=0.1132m取=0.5选定HT=0.45hw=0.032则：（HT+hw）=0.5（0.45+0.032）=0.241所以Hd(HT+hw)即可防止淹塔。<3>雾沫夹带。泛点率按下二式计算泛点率=100%（A）泛点率=100%（B）板上液体流经长度:ZL=D-2Wd=2-20.28=1.44板上泛液面积：Ab=AT-2Af=3.14-20.2481=2.644m2苯—甲苯系统属无泡沫系统，物性系数K，查表得K＝1

又查得CFCF=0.093CF=0.091由（A）式得泛点率=57.89%泛点率=59.20%由（B）式得泛点率=57.54%泛点率=58.81%由（A）、（B）算出的泛点率都小于70%，则满足雾沫夹带ev<0.1kg（液）/kg（气）的要求。4.2.8、塔板负荷性能图<1>.雾沫夹带线泛点率=对于一定的物系和一定的塔板v，l，Ab，K，G及Zl已知，相对于ev<0.1的泛点率上限可确定，得V-L关系式，按泛点率=70%计算：精馏段：=0.7化简得：0.08131Vn+1.5667Ln=0.17即：Vn=2.09-19.27Ln提馏段：=0.7化简得：0.0826Vm+1.5667Lm=0.168即：Vm=2.03-18.97Lm由上可知，雾沫夹带线为直线。<2>.液泛线(HT+HW)=Hp+Hl+Hd=Hc+Hl+H+HL+Hd忽略掉H，有：(HT+HW)=5.34+0.153()2+(1+0)[HW+E()1/3]因塔板结构一定，物系一定，则HT，HW，H0，Lw，v，l，0和定值，U0=式中d0，N也是定值，故：上式可简化为：精馏段：0.193=Vn2+18.14Ln2+0.858Ln2/3提馏段：0.193=Vm2+45.36Lm2+0.868Lm2/3此即常压塔的泛点率。<3>.液相负荷上限液体在降液管中停锱时间不低于5S为停留时间的上限。由=有：L=则精馏段：Ln(max)==0.0223提馏段：Lm(max)==0.0223<4>.漏液线对F1重阀，以F0=5为规定气体最小负荷由F0=U0＝5，得U0＝由V=d0NU0=所以：精馏段：Vn(min)=0.0392=0.826m3/s提馏段：Vm(min)=0.0392=0.817m3/s<5>.液相负荷下限取板上液层高度how=0.006m，作为液相负荷下限条件。L(min)=()3/2精馏段：Ln(min)=()3/2=1.0710-3m3/s提馏段：Lm(min)=()3/2=1.0510-3m3/s精馏段负荷性能图从图中可以看出：①.在任务规定的气液负荷下的操作点P(设计点)处于适合操作区内的适宜位置。②.按固定的液气比，可从图中查出气相负荷的上下限提馏段负荷性能图常压塔工艺计算结果汇总项目数值及说明备注塔径D/mm2000板间距HT:m0.45塔板形式单溢流弓形降液管分块式塔板堰长Lw：m1.32板上液层高度HL：m0.05精馏段提馏段降液管底隙高度h0：m0.0220.044浮阀个数N:个320等腰三角形叉排阀孔气速U0：m/S4.2194.125阀孔动能因素9.759.65临界阀孔气速Uoc：m/S4.1924.140孔心距：m0.075排间距：m0.065单位压降△P：mH2O0.0560.057降液管液体停留时间t：s19.259.54降液管内流液层高度Hd：m0.11220.113泛点率（%）57.8959.20液相负荷上限Ls(max)：m3/s0.02230.0223雾沫夹带控制液相负荷下限Ls(min)：m3/s1.0710-31.0510-3漏液线控制4.2.9、纯苯塔热量衡算⑴塔底热量衡算

塔底苯蒸汽的摩尔潜热=373KJ/Kg，

塔底甲苯蒸汽的摩尔潜热=361KJ/Kg；

所以塔底上升蒸汽的摩尔潜热=上升蒸汽量为:V＝(R+1)D＝2.2*14095.05=31009.11Kg/h所以再沸器的热流量'=31009.11*361.12=1.12KJ/h

因为加热蒸汽的潜热=2177.6KJ/Kg(t=130℃)，

所以需要的加热蒸汽的质量流量==5143kJ/h

⑵塔顶热量衡算

塔顶上升苯蒸汽的摩尔潜热=379.3KJ/Kg

塔顶上升甲苯蒸汽的摩尔潜热=367.1KJ/Kg

所以塔顶上升蒸汽的摩尔潜热==379.29KJ/Kg精馏段上升蒸汽量为:V＝(R+1)D＝2.2*14095.05=31009.11Kg/h，

所以冷凝器的热流量Qc=V*rv=kJ/h

因为水的定压比热容=4.174KJ/Kg/K，冷却水的进口温度t1=25℃，冷却水的出口温度t2=70℃，

所以需要的冷却水的质量流量Gc=kJ/h4.2.10、常压塔主要尺寸确定<1>.壁厚选用20尺钢为塔体材料，由于是常温常压操作，取壁厚Sn=10mm。<2>.封头采用标准椭圆封头，材料为20R钢，壁厚与塔体相同，即：Sn=10mmhi=1000=500mm，h0=40mm图5-4标准椭圆封头<3>.裙座以Q235-A钢为裙座材料，壁厚为10mm，内径等于塔内径D=2000mm，高度为2.5m，裙座与简体的连接采用对焊不校核强度。<4>.塔高设计精馏段有效高度计算：Z=(Ne-1)*HT=(42-1)*0.45=18.45m开6个人孔，开人孔处(中间的两处人孔)塔板间距增加为0.7m塔两端空间,上端头留1.5m，下端留3.0m,

所以，最后的塔体高为：<5>.基础环设计基础环用Q235-A钢，内径取900mm，外径为1500mm，基础环高取40mm，螺栓选用M36螺栓20颗。<6>.接管尺寸设计⑴.塔顶蒸汽出口管塔顶上升蒸汽的体积流量：V===5801.45m3/h=1.612m3/s取适宜速度，那么=0.32m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：=15.93m/s⑵.回流液进口管回流液体积流量==20.78m3/h=0.0058m3/s利用液体的重力进行回流，取适宜的回流速度，那么=0.122m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：=0.47m/s⑶进料管进料液体密度为则查得84℃时=814.57kg/m3,=802.87kg/m3代人=812.56kg/m3进料体积流量==20.92m3/h=0.0058m3/s取适宜的输送速度，故=0.061m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：=1.92m/s⑷釜残液出料管查得120℃时=810.43kg/m3,=802.33kg/m3代人得=802.41kg/m3釜残液的体积流量：==3.62m3/h=0.001m3/s取适宜的输送速度，则=0.06m经圆整选取热轧无缝钢管(YB231-64)，规格：实际管内流速：=0.49m/s4.3、辅助设备设计和选型4.3.1、再沸器

因为蒸汽温度ts=140℃，釜液进口温度=110℃，釜液出口温度=120℃，

所以传质温差℃

因为传质系数K1=300W/m2/K，

所以传质面积

4.3.2、冷凝器

因为蒸汽进口温度T1=100℃，蒸汽出口温度T2=80℃，冷却水的进口温度t1=25℃,冷却水的出口温度t2=70℃，

所以传质温差

因为K2=250W/m2/K，

所以，传质面积五、设计的体会和收获5.1、结论本设计采用溶剂萃取低温加氢工艺，相对其他方法，该法具有操作简单,自动化程度较高,少量废水废气排放,排放物低于国家规定的排放标准，氢耗较低，加氢反应温度、压力较低，设备制造难度小，很多设备可国内制造，能耗也较少,产品选择性和产品质量高等优点。纯苯精度可达99.9%以上，甲苯也在99%以上，产品纯度均优于其他方法。溶剂萃取低温加氢工艺粗苯加氢属于中温、中压、不脱烷基的加氢技术，其操作温度为340～370℃、压力为2.8～3.0MPa。显然，该技术对加氢设备的材质要求相应较低。本生产技术较为成熟、可靠，工艺合理，原料成本相对较高，但产品质量、产率都很高。另外此套生产工艺流程，操作和设备都比较简单，收效快，适合高新企业选用。用该技术生产的苯纯度高，与石油苯产品性能基本没有差异，能实现与甲苯、二甲苯的有效分离，产品为纯苯、甲苯、二甲苯(包括邻二甲苯、间二甲苯和对二甲苯)、三甲苯和重苯等。粗苯加氢精制工艺能耗低、成本低、产品质量好，代表了粗苯加工精制的发展方向。该装置采用特