第45卷第7期2017年4月广州化工
Guangzhou Chemical Industry Vol. 45No. 7Apr. 2017
生产技术
某厂芳烃联合装置节能改造
吴罗刚，邱传宝
（广东寰球广业工程有限公司，广东
广州
510665）
摘要：以三环节分析方法能量利用环节、能量回收环节和能量转换环节为指导，介绍了某芳烃联合装置系统优化的原理
和方法，挖掘目前装置存在的优化潜力，并提出具体优化改造方案。改造方案按照三环节理论分为利用环节改造和回收环节改造。利用环节改造内容：停用脱戊烷塔，甲苯塔提压操作。回收环节改造内容：异构化混合进料换热器改造，回收装置低温热。改造方案实施后，可降低装置能耗8%。
关键词：芳烃；三环节；优化；节能中图分类号：TQ
文献标志码：A
文章编号：1001－9677（2017）07－0122－03
Energy Saving Transformation of Combined Unit of Arene in A Certain Factory
WU Luo －gang ，QIU Chuan －bao
（Guangdong HQC （Guangye ）Co. ，Ltd. ，Guangdong Guangzhou 510655，China ）
Abstract ：In the three －link analytic method of the energy exchange transfer link ，guided with energy utilization link and energy recovery link ，the principle and method of system optimization of a combined unit of arene were introduced ，potential optimization of the unit was discovered ，and the optimization and transformation of the scheme were proposed. The transformation scheme in accordance with the three －link theory was divided into energy utilization link and energy recovery link. The transformation scheme of energy utilization link contained disabling the depentanizer and toluene tower pressure operation. The transformation scheme of energy recovery link contained remoulding the mixed feed heat exchanger and recycling low temperature heat of the device. After the transformation scheme was implemented ，the unit energy consumption can be reduced by eight percent.
Key words ：arene ；three －link ；optimize ；energy saving
某厂芳烃联合装置由芳烃抽提装置和对二甲苯（PX ）装置两大部分组成。
芳烃抽提装置采用美国UOP 环丁砜工艺技术，以炼油厂重整生成油为原料，主要产品为苯、甲苯、6#溶剂油、120#橡胶工业用溶剂油，处理量为38万吨/年。
PX 装置采用美国UOP 的专利工艺技术，主要生产纯度99. 8%的对二甲苯，并副产苯。两次扩能改造后，目前装置的生产能力达到了年产PX 21. 5万吨和OX 2. 5万吨。
目前装置综合能耗统计如表1所示。
表1芳烃联合装置综合能耗
Table 1comprehensive energy consumption of the
combined unit of arene
项目氮气净化风工业风脱氧水
单位Nm /hNm 3/hNm 3/ht /h
3
续表1
中压蒸汽低压蒸汽脱离子水新鲜水循环水电凝结水燃料气燃料油三苯产量综合能耗/（kgEO /t）
t /ht /ht /ht /ht /hkW t /ht /ht /ht /h
67. 614. 60. 051. 2618836285－74. 64. 61. 5746. 5
309. 50
100. 00
127. 91923. 9420. 0030. 0054. 04935. 149－12. 27193. 96433. 746
41. 337. 740. 000. 001. 3111. 36－3. 9630. 3610. 90
实物量406. 4487. 3205. 35. 9
能耗/（kgEO /t）1. 3110. 3980. 1241. 161
占能耗比重/%0. 420. 130. 040. 38
由表1可见：芳烃联合装置能耗主要在蒸汽消耗49. 07%和燃料气消耗30. 36%，本次优化的主要方向也是降低蒸汽和燃料气消耗。
作者简介：吴罗刚（1983－），男，注册化工工程师，主要从事石油化工医药行业节能和设计。
1现状及优化潜力
［1］
根据三环节分析方法分析现状及优化潜力：
（1）能量利用环节［2］
每个装置都有一个或几个核心的单元用能过程，如反应、分馏、萃取、吸收等，对应着相应的设备成为装置的主体。在这里完成由原料到产品的变化，这里是能量利用的中心环节。优化该环节的目的是从源头上减少用能，该环节的优化是过程
［3］
能量优化的首要内容，也将带动其它环节的优化。
该装置的能量利用环节主要包括反应器2台（歧化反应器和异构化反应器）和塔29座。近期也做了些优化改造，对部分分馏塔进行高效塔盘改造，提高塔板效率。通过调研发现有如下潜力：
①预分馏单元中脱戊烷塔作用是将原料中的C5组分分离出来。塔底再沸器热源为1. 0MPa 蒸汽，消耗4. 0t /h。芳烃联合装置上游重整装置也有一脱戊烷塔，与其功能相同。这样具有提高上游重整装置脱戊烷塔分馏精度，停用本装置脱戊烷塔，达到节省蒸汽的潜力。
②歧化单元甲苯塔的作用是将原料中的甲苯分离出来。塔底再沸器热源为二甲苯塔塔底液。甲苯塔操作压力0. 01MPa ，而在最新的工艺中甲苯塔操作压力为0. 35MPa ，塔顶油气作为苯塔再沸器热源。由此可见，该塔具有提压操作的潜力。塔操作压力提高后，塔顶油气温度提高，这样可以作为苯塔塔底再沸器热源，可以节省苯塔塔底再沸器加热蒸汽。
（2）能量回收环节
能量回收环节主要由大量换热器过程构成，相应的设备则是各种换热器、蒸汽发生器、冷却器、
空冷器和流动回收装置等。它们在工艺装置中占有相当大比重，分布与工艺物料流程的各个部位。
努力降低传热过程的损，增加回收能是这一环节的重要任务。这部分优化包括三个方面的优化潜力：回收没有回收的热量；优化传热温差大的换热过程；通过热进出料对低品位热量进行升级利用。
现场调查发现存在以下优化潜力：①回收没有回收的热量
部分物流热量没有回收利用，被空冷和水冷冷却，具有回收潜力。装置内部低温热潜力如下表：
表2芳烃联合装置低温热潜力
Table 2Low －temperature heat potentiality of the
combined unit of arene
位置重整油塔塔顶油气脱庚烷塔塔顶油气歧化气提塔塔顶油气成品塔塔顶油气小计
流量/（t /h）73321024
温度/ħ [1**********]8
冷却温度/ħ68454136
压力/MPa 0. 0140. 6230. 8610. 017
低温热/kW [***********]3
大，热端温差57ħ ，造成后续的反应加热炉加热温升较大，达到51ħ ，导致燃料消耗大。
芳烃白土塔进料加热器（14－E －111）中工艺介质（80ħ ，19t /h）消耗1t /h3. 5MPa 蒸汽加热到150ħ ，传热温差大，具有通过内部换热网络优化替代加热蒸汽的潜力。
③热进料热出料具有进一步提高的潜力
目前重整热油进料温度为67ħ ，具有进一步提高的潜力。（3）能量转换环节
工艺利用环节的工艺总用能除了由回收环节提供一部分外，还必须由外界补充供入部分能量。这部分能量主要是热量，少部分是流动功。也可以是其它形式的能量如蒸汽、直接电功等。把外界的能源通过转换或传输，按照装置工艺过程要求的形式、数量和品位供给体系的工艺物流，便是这个环节的
［4］
任务。
在大部分装置中，它们主要包括以下内容：
①通过加热炉、
锅炉把燃料化学能转换为热供给工艺流体或水蒸气、
称为他们的物理能。
②通过电动机、燃气轮机与各种压缩机、风机和泵的组合，把电能或燃气、
蒸汽的物理能转换为工艺流体或其它介
质的流动。
③随着大系统联合的发展，从其它装置或其它工厂直接输入装置的物理能（如蒸汽、热联合等）。
该装置能量转换环节主要是加热炉和泵。目前装置已经在这方面做些小改造：对加热炉烟气余热器更换，排烟温度降到118ħ ，加热炉效率由75%提高到92%，降低炉子燃气消耗；泵上变频，避免大马拉小车现象。本次优化改造将不涉及这方面内容了。
2优化思路
（1）能量利用环节
塔优化的目的是降低工艺总用能，对于简单分馏塔，主要从以下几个方面做工作：
①降低回流比，消除质量过剩；
②降低塔的操作压力，充分挖掘现有流程的潜力；
③传质强化。即通过强化传质过程提高分离效果，或者说在产品质量不变的前提下达到降低分离过程用能的目的。
（2）能量回收环节
①回收没有回收的热量，利用全厂低温热系统热水回收热［5］量。
②优化传热温差大的换热过程。
③热进料热出料具有进一步提高的潜力。提高重整热油进料温度，保证停用脱戊烷塔后重整油塔进料温度的要求。
（3）能量回收环节
提高能量转化的效率，比如泵和加热炉的效率。
3改造方案
②优化传热温差大的换热过程
异构化单元异构化混合进料换热器（18－E －01）传热温差
（1）能量利用环节
①预分馏单元脱戊烷塔
优化前预分馏单元流程为重整热油依次经过进料缓冲罐、脱戊烷塔进料泵及脱戊烷塔进出料换热器后进入脱戊烷塔进行C5馏分的切割。脱戊烷重整汽油自脱戊烷塔塔底泵抽出经脱戊烷塔进出料换热器换热后送至重整油分馏塔进行轻、重组分的切割。
优化后通过调节回流比控制上游重整装置脱戊烷塔出料的
C5含量，停用本装置预分馏单元脱戊烷塔，避免重复脱C5功能，上游重整热油直接经进料缓冲罐后再进入重整油分馏塔。脱戊烷塔停用，节省了塔底再沸器消耗的4t /h1. 0MPa 蒸汽，
［6］
装置能耗降低6. 5kgEO /t。
②歧化单元甲苯塔
歧化单元甲苯塔（设计压力0. 35MPa ）操作压力提高到多少取决于塔顶油气的温位是否足够作为歧化单元苯塔（145ħ ）再沸器热源。再沸器温差取15ħ ，这样甲苯塔塔顶油气温度必须达到160ħ 。经模拟当甲苯塔操作压力提高到0. 25MPa ，塔顶油气温度提高到161ħ ，满足要求。模拟优化前后结果如表3所示。
表3甲苯塔优化结果表
Optimization result of the toluene tower
单位MPa t /ht /ht /hħ ħ t /hħ kW kW t /hwt wt
11299. 65%0. 01%当前工况0. 0143. 521. 621. 411616938. 0100
模拟现状0. 0143. 521. 621. 911416837. [**************]99. 7%0. 01%
提压操作0. 2543. 521. 621. [***********]9814899. 7%0. 01%
（2）能量回收环节
①异构化单元异构化混合进料换热器改造，改为板壳式换热器，传热温差由原来的57ħ 降低到37ħ ，异构化反应原料进加热炉温度从311ħ 提高到331ħ ，多回收热量1229kW ，加热炉的负荷降低1165kW ，节省燃料气0. 117t /h，装置能耗
［6］
降低2. 4kgEO /t。换热器优化前后结果如表4所示。
表4换热器优化结果表
Optimization result of the heat exchanger
优化前99311113. 55720025
优化后[**************]0. 117
Table 4
项目
反应进料出口温度/ħ反应产物出口温度/ħkcal /（hm 2·ħ ）］传热系数/［
传热温差/ħ回收热量/kW节省燃料/（t /h）
Table 3
项目塔顶压力进料塔顶采出塔底采出塔顶温度塔底温度回流量回流温度塔顶负荷塔底热负荷塔底再沸器
热源流量塔顶甲苯含量塔底甲苯含量
②歧化单元甲苯塔提压操作后塔底物流温度从169ħ 提高到213ħ ，作为芳烃白土塔进料加热器的热源，替换原有3. 5MPa 蒸汽热源，将芳烃白土塔进料从80ħ 加热到150ħ ，
［6］
节省1t /h3. 5MPa 蒸汽，降低装置能耗1. 9kgEO /t。
③低温热回收。可回收热量7733kW ，输出装置给全厂低温热大系统，由大系统统筹分配热阱。回收后装置能耗降低7. 1kgEO /t［6］。
4结论
通过三环节节能优化改造后，装置能耗降低8%，综合能耗降低25. 4kgEO /t，说明三环节分析方法在芳烃装置的节能优化改造上切实可行，且效果显著。
参考文献
［1］肖云鹏. 改进“三环节”模型优化催化裂解工艺能耗［J ］．石油炼制
2010，41（10）：76－81. 与化工，
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1989：142－168. ［3］华贲. 中国能源形势与炼油企业节能问题［J ］．炼油技术与工程，
2005，35（4）：1－6，. ［4］陈安民，．北京：王经涛，李昆. 石油化工过程节能方法和技术［M ］
1995：36－102. 中国石化出版社，
［5］伍浩，．计算机与应用化学，华贲，王春花，石化企业低温热利用［J ］
2007，24（10）：1355－1358. ［6］中华人民共和国建设部. GB /T50441－2007石油化工设计能耗计算
．北京：中国计划出版社，2007. 标准［S ］
由模拟结果可知，提压操作后为保持相同的产品质量，回
流量增加了17. 8t /h，塔底再沸器负荷增加了2085kW 。
目前甲苯塔塔底再沸器的热源为二甲苯塔底液，流量112t /h，温度294ħ ，模拟结果为217ħ 返回。优化后负荷增加，二甲苯塔底液流量增加，相对应的二甲苯塔底液加热的炉子燃料气消耗增加0. 271t /h。甲苯塔顶油气作为苯塔再沸器热源，替换原有蒸汽热源，节省8t /h蒸汽。综合上述消耗，装
［6］
置能耗降低7. 5kgEO /t。需要注意的是歧化单元甲苯塔操作压力升高到0. 25MPa ，塔的回流量增加，塔内气液负荷变化打，塔内的分离效果需要重新核算，并作塔的水力学详细计算。
檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵檵
（上接第74页）
［2］邱志成. 提高谷氨酸发酵产酸率的途径［J ］. 发酵科技通讯，2002，
31（3）：19－20. ［3］李智涛，卢志洪，吕扬勇，等. 谷氨酸棒杆菌S9114在不同溶氧条件
2010（10）：72－76. 下发酵生产谷氨酸的代谢流分析［J ］．中国酿造，
［4］宋翔，陈宁. L －谷氨酸发酵的变温控制工艺研究［J ］．天津化工，
2010，24（6）：27－29. ［5］于信令. 味精工业手册［M ］．北京：中国轻工业出版社，2009：323－
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第45卷第7期2017年4月广州化工
Guangzhou Chemical Industry Vol. 45No. 7Apr. 2017
生产技术
某厂芳烃联合装置节能改造
吴罗刚，邱传宝
（广东寰球广业工程有限公司，广东
广州
510665）
摘要：以三环节分析方法能量利用环节、能量回收环节和能量转换环节为指导，介绍了某芳烃联合装置系统优化的原理
和方法，挖掘目前装置存在的优化潜力，并提出具体优化改造方案。改造方案按照三环节理论分为利用环节改造和回收环节改造。利用环节改造内容：停用脱戊烷塔，甲苯塔提压操作。回收环节改造内容：异构化混合进料换热器改造，回收装置低温热。改造方案实施后，可降低装置能耗8%。
关键词：芳烃；三环节；优化；节能中图分类号：TQ
文献标志码：A
文章编号：1001－9677（2017）07－0122－03
Energy Saving Transformation of Combined Unit of Arene in A Certain Factory
WU Luo －gang ，QIU Chuan －bao
（Guangdong HQC （Guangye ）Co. ，Ltd. ，Guangdong Guangzhou 510655，China ）
Abstract ：In the three －link analytic method of the energy exchange transfer link ，guided with energy utilization link and energy recovery link ，the principle and method of system optimization of a combined unit of arene were introduced ，potential optimization of the unit was discovered ，and the optimization and transformation of the scheme were proposed. The transformation scheme in accordance with the three －link theory was divided into energy utilization link and energy recovery link. The transformation scheme of energy utilization link contained disabling the depentanizer and toluene tower pressure operation. The transformation scheme of energy recovery link contained remoulding the mixed feed heat exchanger and recycling low temperature heat of the device. After the transformation scheme was implemented ，the unit energy consumption can be reduced by eight percent.
Key words ：arene ；three －link ；optimize ；energy saving
某厂芳烃联合装置由芳烃抽提装置和对二甲苯（PX ）装置两大部分组成。
芳烃抽提装置采用美国UOP 环丁砜工艺技术，以炼油厂重整生成油为原料，主要产品为苯、甲苯、6#溶剂油、120#橡胶工业用溶剂油，处理量为38万吨/年。
PX 装置采用美国UOP 的专利工艺技术，主要生产纯度99. 8%的对二甲苯，并副产苯。两次扩能改造后，目前装置的生产能力达到了年产PX 21. 5万吨和OX 2. 5万吨。
目前装置综合能耗统计如表1所示。
表1芳烃联合装置综合能耗
Table 1comprehensive energy consumption of the
combined unit of arene
项目氮气净化风工业风脱氧水
单位Nm /hNm 3/hNm 3/ht /h
3
续表1
中压蒸汽低压蒸汽脱离子水新鲜水循环水电凝结水燃料气燃料油三苯产量综合能耗/（kgEO /t）
t /ht /ht /ht /ht /hkW t /ht /ht /ht /h
67. 614. 60. 051. 2618836285－74. 64. 61. 5746. 5
309. 50
100. 00
127. 91923. 9420. 0030. 0054. 04935. 149－12. 27193. 96433. 746
41. 337. 740. 000. 001. 3111. 36－3. 9630. 3610. 90
实物量406. 4487. 3205. 35. 9
能耗/（kgEO /t）1. 3110. 3980. 1241. 161
占能耗比重/%0. 420. 130. 040. 38
由表1可见：芳烃联合装置能耗主要在蒸汽消耗49. 07%和燃料气消耗30. 36%，本次优化的主要方向也是降低蒸汽和燃料气消耗。
作者简介：吴罗刚（1983－），男，注册化工工程师，主要从事石油化工医药行业节能和设计。
1现状及优化潜力
［1］
根据三环节分析方法分析现状及优化潜力：
（1）能量利用环节［2］
每个装置都有一个或几个核心的单元用能过程，如反应、分馏、萃取、吸收等，对应着相应的设备成为装置的主体。在这里完成由原料到产品的变化，这里是能量利用的中心环节。优化该环节的目的是从源头上减少用能，该环节的优化是过程
［3］
能量优化的首要内容，也将带动其它环节的优化。
该装置的能量利用环节主要包括反应器2台（歧化反应器和异构化反应器）和塔29座。近期也做了些优化改造，对部分分馏塔进行高效塔盘改造，提高塔板效率。通过调研发现有如下潜力：
①预分馏单元中脱戊烷塔作用是将原料中的C5组分分离出来。塔底再沸器热源为1. 0MPa 蒸汽，消耗4. 0t /h。芳烃联合装置上游重整装置也有一脱戊烷塔，与其功能相同。这样具有提高上游重整装置脱戊烷塔分馏精度，停用本装置脱戊烷塔，达到节省蒸汽的潜力。
②歧化单元甲苯塔的作用是将原料中的甲苯分离出来。塔底再沸器热源为二甲苯塔塔底液。甲苯塔操作压力0. 01MPa ，而在最新的工艺中甲苯塔操作压力为0. 35MPa ，塔顶油气作为苯塔再沸器热源。由此可见，该塔具有提压操作的潜力。塔操作压力提高后，塔顶油气温度提高，这样可以作为苯塔塔底再沸器热源，可以节省苯塔塔底再沸器加热蒸汽。
（2）能量回收环节
能量回收环节主要由大量换热器过程构成，相应的设备则是各种换热器、蒸汽发生器、冷却器、
空冷器和流动回收装置等。它们在工艺装置中占有相当大比重，分布与工艺物料流程的各个部位。
努力降低传热过程的损，增加回收能是这一环节的重要任务。这部分优化包括三个方面的优化潜力：回收没有回收的热量；优化传热温差大的换热过程；通过热进出料对低品位热量进行升级利用。
现场调查发现存在以下优化潜力：①回收没有回收的热量
部分物流热量没有回收利用，被空冷和水冷冷却，具有回收潜力。装置内部低温热潜力如下表：
表2芳烃联合装置低温热潜力
Table 2Low －temperature heat potentiality of the
combined unit of arene
位置重整油塔塔顶油气脱庚烷塔塔顶油气歧化气提塔塔顶油气成品塔塔顶油气小计
流量/（t /h）73321024
温度/ħ [1**********]8
冷却温度/ħ68454136
压力/MPa 0. 0140. 6230. 8610. 017
低温热/kW [***********]3
大，热端温差57ħ ，造成后续的反应加热炉加热温升较大，达到51ħ ，导致燃料消耗大。
芳烃白土塔进料加热器（14－E －111）中工艺介质（80ħ ，19t /h）消耗1t /h3. 5MPa 蒸汽加热到150ħ ，传热温差大，具有通过内部换热网络优化替代加热蒸汽的潜力。
③热进料热出料具有进一步提高的潜力
目前重整热油进料温度为67ħ ，具有进一步提高的潜力。（3）能量转换环节
工艺利用环节的工艺总用能除了由回收环节提供一部分外，还必须由外界补充供入部分能量。这部分能量主要是热量，少部分是流动功。也可以是其它形式的能量如蒸汽、直接电功等。把外界的能源通过转换或传输，按照装置工艺过程要求的形式、数量和品位供给体系的工艺物流，便是这个环节的
［4］
任务。
在大部分装置中，它们主要包括以下内容：
①通过加热炉、
锅炉把燃料化学能转换为热供给工艺流体或水蒸气、
称为他们的物理能。
②通过电动机、燃气轮机与各种压缩机、风机和泵的组合，把电能或燃气、
蒸汽的物理能转换为工艺流体或其它介
质的流动。
③随着大系统联合的发展，从其它装置或其它工厂直接输入装置的物理能（如蒸汽、热联合等）。
该装置能量转换环节主要是加热炉和泵。目前装置已经在这方面做些小改造：对加热炉烟气余热器更换，排烟温度降到118ħ ，加热炉效率由75%提高到92%，降低炉子燃气消耗；泵上变频，避免大马拉小车现象。本次优化改造将不涉及这方面内容了。
2优化思路
（1）能量利用环节
塔优化的目的是降低工艺总用能，对于简单分馏塔，主要从以下几个方面做工作：
①降低回流比，消除质量过剩；
②降低塔的操作压力，充分挖掘现有流程的潜力；
③传质强化。即通过强化传质过程提高分离效果，或者说在产品质量不变的前提下达到降低分离过程用能的目的。
（2）能量回收环节
①回收没有回收的热量，利用全厂低温热系统热水回收热［5］量。
②优化传热温差大的换热过程。
③热进料热出料具有进一步提高的潜力。提高重整热油进料温度，保证停用脱戊烷塔后重整油塔进料温度的要求。
（3）能量回收环节
提高能量转化的效率，比如泵和加热炉的效率。
3改造方案
②优化传热温差大的换热过程
异构化单元异构化混合进料换热器（18－E －01）传热温差
（1）能量利用环节
①预分馏单元脱戊烷塔
优化前预分馏单元流程为重整热油依次经过进料缓冲罐、脱戊烷塔进料泵及脱戊烷塔进出料换热器后进入脱戊烷塔进行C5馏分的切割。脱戊烷重整汽油自脱戊烷塔塔底泵抽出经脱戊烷塔进出料换热器换热后送至重整油分馏塔进行轻、重组分的切割。
优化后通过调节回流比控制上游重整装置脱戊烷塔出料的
C5含量，停用本装置预分馏单元脱戊烷塔，避免重复脱C5功能，上游重整热油直接经进料缓冲罐后再进入重整油分馏塔。脱戊烷塔停用，节省了塔底再沸器消耗的4t /h1. 0MPa 蒸汽，
［6］
装置能耗降低6. 5kgEO /t。
②歧化单元甲苯塔
歧化单元甲苯塔（设计压力0. 35MPa ）操作压力提高到多少取决于塔顶油气的温位是否足够作为歧化单元苯塔（145ħ ）再沸器热源。再沸器温差取15ħ ，这样甲苯塔塔顶油气温度必须达到160ħ 。经模拟当甲苯塔操作压力提高到0. 25MPa ，塔顶油气温度提高到161ħ ，满足要求。模拟优化前后结果如表3所示。
表3甲苯塔优化结果表
Optimization result of the toluene tower
单位MPa t /ht /ht /hħ ħ t /hħ kW kW t /hwt wt
11299. 65%0. 01%当前工况0. 0143. 521. 621. 411616938. 0100
模拟现状0. 0143. 521. 621. 911416837. [**************]99. 7%0. 01%
提压操作0. 2543. 521. 621. [***********]9814899. 7%0. 01%
（2）能量回收环节
①异构化单元异构化混合进料换热器改造，改为板壳式换热器，传热温差由原来的57ħ 降低到37ħ ，异构化反应原料进加热炉温度从311ħ 提高到331ħ ，多回收热量1229kW ，加热炉的负荷降低1165kW ，节省燃料气0. 117t /h，装置能耗
［6］
降低2. 4kgEO /t。换热器优化前后结果如表4所示。
表4换热器优化结果表
Optimization result of the heat exchanger
优化前99311113. 55720025
优化后[**************]0. 117
Table 4
项目
反应进料出口温度/ħ反应产物出口温度/ħkcal /（hm 2·ħ ）］传热系数/［
传热温差/ħ回收热量/kW节省燃料/（t /h）
Table 3
项目塔顶压力进料塔顶采出塔底采出塔顶温度塔底温度回流量回流温度塔顶负荷塔底热负荷塔底再沸器
热源流量塔顶甲苯含量塔底甲苯含量
②歧化单元甲苯塔提压操作后塔底物流温度从169ħ 提高到213ħ ，作为芳烃白土塔进料加热器的热源，替换原有3. 5MPa 蒸汽热源，将芳烃白土塔进料从80ħ 加热到150ħ ，
［6］
节省1t /h3. 5MPa 蒸汽，降低装置能耗1. 9kgEO /t。
③低温热回收。可回收热量7733kW ，输出装置给全厂低温热大系统，由大系统统筹分配热阱。回收后装置能耗降低7. 1kgEO /t［6］。
4结论
通过三环节节能优化改造后，装置能耗降低8%，综合能耗降低25. 4kgEO /t，说明三环节分析方法在芳烃装置的节能优化改造上切实可行，且效果显著。
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由模拟结果可知，提压操作后为保持相同的产品质量，回
流量增加了17. 8t /h，塔底再沸器负荷增加了2085kW 。
目前甲苯塔塔底再沸器的热源为二甲苯塔底液，流量112t /h，温度294ħ ，模拟结果为217ħ 返回。优化后负荷增加，二甲苯塔底液流量增加，相对应的二甲苯塔底液加热的炉子燃料气消耗增加0. 271t /h。甲苯塔顶油气作为苯塔再沸器热源，替换原有蒸汽热源，节省8t /h蒸汽。综合上述消耗，装
［6］
置能耗降低7. 5kgEO /t。需要注意的是歧化单元甲苯塔操作压力升高到0. 25MPa ，塔的回流量增加，塔内气液负荷变化打，塔内的分离效果需要重新核算，并作塔的水力学详细计算。
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