任紅鋒，孫從渠

（中國石化揚(yáng)子石化有限公司，江蘇南京210048）

揚(yáng)子石化芳烴廠1#芳烴裝置于1991年建成投產(chǎn)，原設(shè)計(jì)對(duì)二甲苯（PX）產(chǎn)能為45萬t/a。1997年擴(kuò)能改造芳烴產(chǎn)能達(dá)85萬t/a，PX設(shè)計(jì)產(chǎn)能提高到55萬t/a。

2006年5月，揚(yáng)子石化2#芳烴裝置建成投產(chǎn)，原設(shè)計(jì)PX產(chǎn)能為25萬t/a，2013年通過質(zhì)量升級(jí)改造，配套PX產(chǎn)能提高到34萬t/a，吸附劑產(chǎn)能達(dá)46萬t/a。

1 裝置節(jié)能優(yōu)化探討

1.1 吸附單元優(yōu)化

1.1.1 吸附單元存在問題

揚(yáng)子石化芳烴裝置有三個(gè)吸附系列，所采用的吸附劑及相關(guān)參數(shù)如表1[1]所示。

由表1可以看出：1#吸附Ⅰ系列吸附劑為較早年代的吸附劑，單程收率偏低，劑油比偏高。1#吸附Ⅱ系列，2#芳烴裝置吸附劑能力未能發(fā)揮。主要原因是：①吸附Ⅰ、Ⅱ系列仍采用雙轉(zhuǎn)閥、非等體積床層管線設(shè)計(jì)，沖洗效果偏差，影響吸附收率和PX產(chǎn)品純度。②2#芳烴吸附分離單元床層管線、循環(huán)泵未更換，產(chǎn)能未能發(fā)揮，吸附塔負(fù)荷受床層管線壓差限制，提升空間有限。

1.1.2 優(yōu)化思路

1）擇機(jī)完成2#芳烴裝置吸附床層管線、循環(huán)泵更換，解決吸附塔床層壓差和循環(huán)泵能力不足問題，為發(fā)揮ADS-47吸附劑性能創(chuàng)造條件。

2）在PX市場行情一般或低迷的情況下，停吸附Ⅰ系列，利用吸附Ⅱ系列和2#芳烴吸附單元進(jìn)行生產(chǎn)，其他裝置操作基本不變，此時(shí)PX裝置實(shí)際產(chǎn)能82萬～91萬t/a，與設(shè)計(jì)產(chǎn)能89萬t/a相差不大。

與此同時(shí)，使用UOP技術(shù)進(jìn)行吸附Ⅰ系列換劑，單轉(zhuǎn)閥改造或使用國產(chǎn)吸附劑和中國石化自主知識(shí)產(chǎn)權(quán)的SorPX技術(shù)改造，同時(shí)進(jìn)行床層管線等改造，工藝物料調(diào)節(jié)閥、流量計(jì)更換，循環(huán)泵、一次沖洗泵等進(jìn)行相應(yīng)改造。

3）利用2#二甲苯裝置質(zhì)量升級(jí)改造增加的負(fù)荷轉(zhuǎn)移管線，吸附Ⅰ系列、2#芳烴裝置吸附系統(tǒng)運(yùn)行，停吸附Ⅱ系列，此時(shí)吸附Ⅰ系列和2#吸附分離單元能力即可與后續(xù)精餾、異構(gòu)化單元能力相匹配。

表1 揚(yáng)子芳烴吸附劑裝填數(shù)據(jù)

1.1.3 預(yù)期效果

1）提高吸附系統(tǒng)單程收率

2#吸附系統(tǒng)改造后，通過部分C8A和抽出液、解吸劑的轉(zhuǎn)移，2#芳烴吸附單元PX產(chǎn)能可從34萬t/a提高至46萬t/a。吸附Ⅱ系列、2#吸附開車的情況下，1#吸附收率可提高2.0百分點(diǎn)。全部改造完成后，1#吸附Ⅰ系列吸附單程收率可提高7百分點(diǎn)以上，在其他單元操作條件基本不變的情況下，吸附單元可增產(chǎn)PX 2.05萬噸；若考慮到換劑后吸附負(fù)荷的提升，以年運(yùn)行8 000 h計(jì)，芳烴裝置整體PX設(shè)計(jì)產(chǎn)能可達(dá)到98萬t/a以上，實(shí)際產(chǎn)能預(yù)計(jì)可達(dá)到103萬t/a。

2）解吸劑循環(huán)量降低

預(yù)計(jì)換劑改造后吸附Ⅰ系列劑油比從目前的1.55左右降低到1.0左右，抽出液、抽余液組成改善，物料分離難度降低，在PX產(chǎn)品產(chǎn)量明顯增加的情況下，再沸量基本不增加甚至?xí)兴档汀?/p>

3）節(jié)約用電量

2#吸附床層管線、循環(huán)泵更換后，只需保持2#吸附系列和1#吸附單元單系列運(yùn)行就可滿足裝置需要。停用1#吸附單元循環(huán)泵2臺(tái)、一次沖洗泵2臺(tái)、解吸劑循環(huán)泵1臺(tái)，節(jié)約電量約1 516 kW，年可增效600萬元以上。

1.2 二甲苯塔頂氣相熱綜合利用

1.2.1 二甲苯塔氣相熱利用存在問題

二甲苯塔（DA-801）塔壓設(shè)計(jì)值較低（0.3 MPa），塔頂物料溫度也較低，塔頂氣相潛熱原設(shè)計(jì)與廢熱鍋爐（EA806-A/B/C/D）換熱副產(chǎn)0.8 MPa中壓蒸汽。每小時(shí)近800噸的高品質(zhì)熱源副產(chǎn)相對(duì)廉價(jià)的0.8 MPa蒸汽90多噸。同時(shí)，1#芳烴PX成品塔（DA-605）、1#芳烴重整脫庚烷塔（DA-302）仍在依靠高品質(zhì)的燃料提供再沸所需的熱量；1#芳烴歧化苯塔（DA-503）、甲苯塔（DA-505）仍依靠0.8 MPa或3.0 MPa蒸汽提供再沸熱量。這種能量利用方式效率低，經(jīng)濟(jì)性差，亟待改進(jìn)[2]。經(jīng)調(diào)查，芳烴裝置具有節(jié)能潛力的精餾塔相關(guān)參數(shù)如表2所示。

1.2.2 優(yōu)化思路

1）增加高通量換熱器

增加高通量換熱器（EA-611C），利用二甲苯塔頂氣相為成品塔提供再沸熱源（詳見圖1），停用原成品塔再沸爐（BA-602）；原成品塔再沸爐改為新增重芳烴塔再沸爐，該項(xiàng)目已實(shí)施。

2）利用二甲苯塔（DA-801）頂氣相潛熱為重整脫庚烷塔（DA-302）提供再沸熱源，在降低0.8 MPa蒸汽產(chǎn)量的同時(shí)，停用原再沸爐（BA-306），預(yù)計(jì)可降低裝置燃料消耗1 000～1 250 m3/h。原廢熱鍋爐EA-806（4臺(tái)）可停用或取消1臺(tái)，同時(shí)可降低蒸汽過熱爐（BA-803）熱負(fù)荷。

3）根據(jù)蒸汽管網(wǎng)平衡情況，酌情考慮利用二甲苯塔頂氣相潛熱為歧化苯塔、甲苯塔提供再沸熱量，在降低0.8 MPa蒸汽產(chǎn)耗量的同時(shí)降低3.0 MPa蒸汽消耗，從而降低換熱頻次，提高芳烴裝置能源利用效率。

表2 1#芳烴精餾塔操作參數(shù)

1.2.3 優(yōu)化效果

通過成品塔再沸熱源的改變，節(jié)約成品塔再沸爐燃料消耗約0.6 t/h。預(yù)計(jì)通過重整脫庚烷塔再沸熱源的改變，可停用該塔再沸爐，節(jié)約脫庚烷塔燃料氣消耗1.2 t/h左右。若利用DA-801塔頂氣相潛熱為歧化苯塔、甲苯塔提供再沸，可減少換熱頻次，同時(shí)可提高熱量利用效率6%以上，相當(dāng)于節(jié)約能量1.8 MW，節(jié)約標(biāo)油0.15 t/h以上。

1.3 甲苯塔系統(tǒng)優(yōu)化

1.3.1 目前現(xiàn)狀

目前歧化單元甲苯塔（DA-505）分離效果偏差，在歧化進(jìn)料負(fù)荷達(dá)到180 m3/h以上時(shí)，甲苯塔塔頂甲苯中二甲苯含量快速增加，一般在3%～8%。既降低了歧化單元C8A的有效產(chǎn)出，又造成歧化進(jìn)料中（BZ＋C8A）含量遠(yuǎn)超過催化劑技術(shù)協(xié)議1%的指標(biāo)要求，影響了歧化反應(yīng)效果。降低了甲苯、C9A芳烴向BZ、C8A芳烴的轉(zhuǎn)化，造成歧化反應(yīng)轉(zhuǎn)化率一般在43%左右，達(dá)不到設(shè)計(jì)保證值45%。

1.3.2 優(yōu)化思路

1）利用2017年大修時(shí)機(jī)清理塔盤，改善甲苯塔DA-505分離效果。

2）通過局部更換HAT-099催化劑，提高歧化轉(zhuǎn)化率，降低歧化甲苯塔進(jìn)料中甲苯含量。

3）利用ASPEN模型初步核算，在歧化裝置高負(fù)荷運(yùn)行時(shí)，可利用甲苯擇形歧化甲苯塔DA-5504塔，替代DA-505運(yùn)行，從而可提高甲苯塔頂甲苯含量達(dá)98%以上。為實(shí)現(xiàn)負(fù)荷轉(zhuǎn)移，需新增歧化苯塔釜至甲苯擇形歧化甲苯塔進(jìn)料管線，歧化甲苯塔塔釜采出到二甲苯塔的進(jìn)料管線需要重新核算并進(jìn)行適當(dāng)擴(kuò)徑。

圖1 DA801塔頂氣相熱量利用

4）在生產(chǎn)國Ⅵ汽油時(shí)，預(yù)計(jì)公司內(nèi)部C9A和甲苯將會(huì)有一定富裕，此時(shí)可提高歧化裝置負(fù)荷；在甲苯行情低迷時(shí)擇機(jī)組織甲苯擇形歧化裝置開車。

1.3.3 優(yōu)化效果

2017年大修后歧化甲苯進(jìn)料中C8A含量降低至1%以下，可提高歧化反應(yīng)轉(zhuǎn)化率1%，提高歧化裝置有效負(fù)荷3%～4.5%；相當(dāng)于高負(fù)荷下歧化有效負(fù)荷可增加6～9 m3/h，可增產(chǎn)C8A 1.3～2.0 m3/h，每年可節(jié)約混合C8A 0.69萬～1.38萬噸，大幅提升裝置經(jīng)濟(jì)效益。

1.4 異構(gòu)化熱高分技術(shù)及脫非芳烴塔技術(shù)

1.4.1 目前現(xiàn)狀

揚(yáng)子2#芳烴異構(gòu)化裝置反應(yīng)產(chǎn)物依靠空冷、水冷冷卻后去氣液分離罐分離出氣體，液相再次與其他換熱器加熱后送脫庚烷塔進(jìn)行分離，這種物料先冷卻后加熱的換熱方式存在優(yōu)化空間。且裝置在2015年已預(yù)留了熱高分甩頭，計(jì)劃利用熱高分技術(shù)回收的熱量為2#芳烴裝置成品塔提供再沸。

目前異構(gòu)化脫庚烷塔塔釜物料中約9.7%的碳八非芳烴循環(huán)，經(jīng)二甲苯分離、吸附分離循環(huán)回異構(gòu)化單元，這部分非芳烴組分在系統(tǒng)中無效循環(huán)，一定程度上影響了裝置能耗。

1.4.2 優(yōu)化思路

1）核算增加脫非芳烴塔的經(jīng)濟(jì)性，主要是比較能耗增加造成的成本增加與產(chǎn)能增加的創(chuàng)效，如脫非芳烴塔效益可觀，則建議新增脫非芳烴塔。

2）對(duì)2#芳烴異構(gòu)化實(shí)施熱高分改造。熱高分改造后，可減少脫庚烷塔進(jìn)料換熱器EA-7509負(fù)荷，即降低高品質(zhì)吸附進(jìn)料熱負(fù)荷，節(jié)省的熱量可為成品塔提供再沸；如有多余熱量且計(jì)劃增加脫非芳烴塔，可在流程設(shè)計(jì)時(shí)考慮為脫非芳塔提供一部分熱量。

1.4.3 預(yù)期效果

1）如增加脫非芳烴塔，可降低異構(gòu)化C8A中NA含量約4百分點(diǎn)；吸附進(jìn)料中NA含量降低3～4百分點(diǎn)，即可降低吸附至異構(gòu)化進(jìn)料量約4%，吸附進(jìn)料有效負(fù)荷提升約4%，吸附進(jìn)料中PX含量提高約0.8%；在吸附負(fù)荷不變和吸附單程收率不變的情況下，PX產(chǎn)量可增加約4.2%。

2）增加熱高分后，可回收異構(gòu)化反應(yīng)產(chǎn)物熱量，取消反應(yīng)產(chǎn)物從100℃到45℃的降溫過程，一方面可大幅降低異構(gòu)化反應(yīng)產(chǎn)物空冷器、水冷器負(fù)荷；一方面回收的熱量可用來為新增的非芳烴循環(huán)塔提供再沸熱源；多余熱量也可為成品塔提供再沸，可節(jié)約3.0 MPa蒸汽約8.0 t/h。

1.5 低溫?zé)崂?/h3>

1.5.1 目前現(xiàn)狀

除2014年新建的重芳烴塔塔頂氣相潛熱用來副產(chǎn)0.35 MPa蒸汽，通過發(fā)電機(jī)組發(fā)電外，芳烴抽出液塔、抽余液塔等塔頂氣相仍靠空冷冷卻，低溫?zé)嵛茨芾?，主要原因是暫時(shí)沒有找到合適的用戶。

另外，抽提裝置大量利用的2.2 MPa和1.4 MPa蒸汽，主要由3.0 MPa蒸汽減溫減壓獲得，如能采取措施降低蒸汽用量或采用背壓透平發(fā)電，則能夠產(chǎn)生一定的經(jīng)濟(jì)效益。

1.5.2 優(yōu)化思路

1）新增背壓式發(fā)電機(jī)，將3.0 MPa蒸汽減溫減壓到2.2 MPa或1.4 MPa，供兩套抽提裝置使用。

2）利用1#芳烴裝置抽余液塔、抽出液塔等塔塔頂氣相低溫?zé)?，產(chǎn)出0.35 MPa蒸汽或熱水用來發(fā)電，預(yù)計(jì)可回收熱量約80 MW。

3）利用2#芳烴裝置抽余液塔、抽出液塔塔頂氣相低溫?zé)?，為熱電廠600～900 t/h的除氧水進(jìn)行預(yù)熱，預(yù)計(jì)可回收熱量45～77.5 MW。

1.5.3 預(yù)期效果

實(shí)施低溫?zé)崂煤螅?#二甲苯裝置能耗降低128 885 MJ/h，以PX年產(chǎn)能55萬噸計(jì)，每噸產(chǎn)品減少1 968.4 MJ（按年運(yùn)行8 400 h計(jì)算），即減少47.0 kgEO/t能耗。

1.6 異構(gòu)化單元廢熱鍋爐副產(chǎn)蒸汽利用

1.6.1 現(xiàn)狀

1#異構(gòu)化單元利用板式換熱器后，異構(gòu)化反應(yīng)進(jìn)料加熱爐負(fù)荷大幅降低，對(duì)流段副產(chǎn)蒸汽品質(zhì)降低，無法并入3.0 MPa蒸汽管網(wǎng)，目前副產(chǎn)的約1.0 t/h的蒸汽處于放空狀態(tài)。

1.6.2 優(yōu)化措施

1）調(diào)整排放壓力，測試副產(chǎn)蒸汽壓力高低，根據(jù)實(shí)際管線流程整定汽包FA-706出口安全閥起跳壓力和回座壓力。

2）根據(jù)副產(chǎn)蒸汽壓力等級(jí)新增跨線。將副產(chǎn)蒸汽并至1.4 MPa、0.8 MPa蒸汽管網(wǎng)或DA-803塔發(fā)電系統(tǒng)。

1.6.3 預(yù)期效果

優(yōu)化措施實(shí)施后，可回收1.0 t/h的放空蒸汽，相當(dāng)于每年可節(jié)約標(biāo)油約528噸。

1.7 優(yōu)化三劑操作

1.7.1 現(xiàn)狀

目前芳烴裝置設(shè)計(jì)PX產(chǎn)能89萬t/a，BZ產(chǎn)品40萬t/a。隨著三劑技術(shù)的進(jìn)步和吸附分離單元進(jìn)料質(zhì)量的提高，PX實(shí)際產(chǎn)能大于設(shè)計(jì)產(chǎn)能約10%以上。但在生產(chǎn)過程中，一方面受裝置計(jì)劃產(chǎn)能的限制和汽油調(diào)和的需要，另一方面為了提高催化劑的使用周期，芳烴異構(gòu)化單元、歧化單元催化劑均處于相對(duì)緩和的操作狀況，與同類裝置相比，異構(gòu)化反應(yīng)產(chǎn)物中PX含量低，NA、EB含量高，歧化反應(yīng)轉(zhuǎn)化率略低，外購混合C8A量偏大。

1.7.2 優(yōu)化措施

進(jìn)行異構(gòu)化、歧化單元反應(yīng)參數(shù)優(yōu)化調(diào)整，以保證催化劑性能指標(biāo)為基準(zhǔn)，在兼顧催化劑使用周期的同時(shí)，提高異構(gòu)化、歧化單元反應(yīng)效率，降低單位時(shí)間外補(bǔ)混合C8A量。

1.7.3 預(yù)期效果

在異構(gòu)化收率基本不變的前提下，2#異構(gòu)化反應(yīng)產(chǎn)物中PX含量從17.3%提高到17.6%；歧化反應(yīng)轉(zhuǎn)化率提高1.0%～1.5%，相當(dāng)于同等負(fù)荷下，歧化反應(yīng)產(chǎn)物中C8A含量提高0.5%～0.75%，甲苯和C9A芳烴在芳烴裝置的循環(huán)量減少1%～1.5%。

以2#芳烴PX年產(chǎn)能34萬噸計(jì)，在收率不變的前提下，提高異構(gòu)化選擇性后，預(yù)計(jì)可減少外購混合二甲苯約1.903萬t/a；以歧化裝置年產(chǎn)能123萬噸計(jì)，提高歧化性能后，預(yù)計(jì)可提高混合二甲苯產(chǎn)量0.34萬t/a，以PX含量計(jì)，約相當(dāng)于減少外購混合二甲苯0.43萬噸；同時(shí)可提高BZ產(chǎn)量0.27萬噸。

1.8 優(yōu)化二甲苯塔回流比

1.8.1 目前現(xiàn)狀

揚(yáng)子芳烴裝置現(xiàn)有二甲苯塔三座，其中DA-804/8501塔盤數(shù)均在160塊以上，采用熱聯(lián)合流程為其他精餾塔提供再沸，同時(shí)聯(lián)產(chǎn)鄰二甲苯產(chǎn)品，DA-801塔盤數(shù)為100塊，塔頂氣相潛熱一小部分為成品塔提供再沸，大部分用來副產(chǎn)0.8 MPa蒸汽，且該塔目前為C8A與C9A的分離塔，不副產(chǎn)鄰二甲苯。DA-801塔頂C8A中C9A含量控制在330 μg/g左右，DA-8501塔頂控制在120 μg/g左右，DA-804塔頂控制在100 μg/g以下，有一定優(yōu)化空間，即二甲苯塔塔頂C8A存在一定程度的質(zhì)量過剩，回流有一部分優(yōu)化余量。

1.8.2 優(yōu)化措施

利用ASPEN模型對(duì)三座二甲苯精餾塔及相關(guān)熱聯(lián)合流程中吸附分離單元精餾塔進(jìn)行模擬，參考模擬結(jié)果，同時(shí)兼顧熱聯(lián)合流程中相關(guān)精餾塔分離效果，逐步開展不同負(fù)荷下三座二甲苯塔降低回流比實(shí)驗(yàn)，適當(dāng)降低三座二甲苯塔回流量，尤其是DA-804和DA-8501回流量，以降低燃料消耗。

1.8.3 預(yù)期效果

考慮到熱聯(lián)合流程中抽出液、抽余液塔操作，預(yù)計(jì)DA-804/8501兩塔可降低回流量50～100 m3/h，預(yù)計(jì)可節(jié)約燃料400～800 kg/h。

1.9 不同芳烴PX產(chǎn)品產(chǎn)量下運(yùn)行模式優(yōu)化

PX市場行情低迷或其他異常情況下，可根據(jù)PX產(chǎn)量要求靈活調(diào)整裝置運(yùn)行模式：1 200 t/d PX產(chǎn)量下，只開2#二甲苯裝置；1 300～1 850 t/d PX產(chǎn)量下，僅開1#二甲苯裝置；PX產(chǎn)品產(chǎn)量要求在2 100 t/d以上時(shí)，兩套裝置同時(shí)開車；同時(shí)盡可能的避免裝置在1 200～1 300 t/d、1 850～2 100 t/d的不經(jīng)濟(jì)PX產(chǎn)量下長時(shí)間運(yùn)行。

2 節(jié)能優(yōu)化措施對(duì)芳烴裝置能耗的影響

吸附單元節(jié)能改造可提高PX產(chǎn)量9萬t/a，節(jié)約標(biāo)油約合1 820 t/a；塔頂氣相熱綜合利用可降低標(biāo)油2 160 t/a；改善甲苯塔分離效果，可提高歧化反應(yīng)效率，相當(dāng)于減少外購C8A約7 000 t/a；熱高分項(xiàng)目和脫非芳烴塔項(xiàng)目可節(jié)標(biāo)油約5 600 t，脫非芳烴項(xiàng)目可增產(chǎn)4.2%，約相當(dāng)于1.43萬t/a；異構(gòu)化單元廢熱鍋爐副產(chǎn)蒸汽可減少標(biāo)油消耗528 t；異構(gòu)化歧化三劑優(yōu)化項(xiàng)目預(yù)計(jì)可減少外購C8A 2.33萬t/a，增產(chǎn)BZ 0.27萬t；優(yōu)化二甲苯塔回流比預(yù)計(jì)可降低標(biāo)油消耗3 200 t/a以上；低溫?zé)犴?xiàng)目可回收裝置熱量約125～157.5 MW。不含低溫?zé)犴?xiàng)目的節(jié)能，年節(jié)約標(biāo)油達(dá)到13 308 t以上，相當(dāng)于每小時(shí)可降低能耗約1 663.5 kg。通過以上措施，預(yù)計(jì)裝置能耗能夠降低15.0～20.5 kgEO/t；考慮到發(fā)電熱效率，1#低溫?zé)岚l(fā)電項(xiàng)目預(yù)計(jì)可降低裝置能耗約47 kgEO/t，2#低溫?zé)岚l(fā)電項(xiàng)目預(yù)計(jì)可降低裝置能耗約42.9 kgEO/t。

3 節(jié)能優(yōu)化項(xiàng)目可行性分析

上述九個(gè)節(jié)能優(yōu)化措施均已在同類芳烴裝置上應(yīng)用，且取得了良好的經(jīng)濟(jì)效益。其中，1#芳烴吸附分離Ⅰ系列吸附劑更換和低溫?zé)犴?xiàng)目、2#芳烴吸附床層管線建設(shè)周期較長，1#芳烴吸附分離Ⅰ系列吸附劑更換和低溫?zé)犴?xiàng)目投資較大。對(duì)于建設(shè)周期較長的項(xiàng)目，應(yīng)根據(jù)市場化工產(chǎn)品周期考慮。即使投資較大的項(xiàng)目短時(shí)間內(nèi)無法實(shí)施，其他節(jié)能措施的實(shí)施也可降低裝置能耗18～25 kgEO。

對(duì)于無投資的項(xiàng)目，如二甲苯塔回流比優(yōu)化、三劑操作優(yōu)化、不同PX產(chǎn)量下生產(chǎn)模式優(yōu)化，重點(diǎn)是建立長效機(jī)制，調(diào)動(dòng)基層技術(shù)、班組人員的積極性，確保裝置在經(jīng)濟(jì)條件下長期運(yùn)行。

對(duì)于投資相對(duì)較低，見效較快的項(xiàng)目，如二甲苯塔頂氣相熱綜合利用項(xiàng)目、異構(gòu)化熱高分項(xiàng)目、脫非芳塔項(xiàng)目、異構(gòu)化廢熱鍋爐蒸汽利用項(xiàng)目，可盡早開展前期準(zhǔn)備工作，利用檢修時(shí)機(jī)盡快實(shí)施。

4 結(jié)論

從目前技術(shù)發(fā)展水平來看，建成年代較早的揚(yáng)子芳烴裝置節(jié)能潛力巨大，以設(shè)計(jì)89萬t/a PX產(chǎn)能計(jì)算，預(yù)計(jì)每年可節(jié)約標(biāo)油53 741～58 636 t，相當(dāng)于可降低噸PX產(chǎn)品單耗60～65 kgEO。如考慮改造后裝置PX產(chǎn)能增加，則實(shí)際節(jié)能潛力更大。隨著近年來恒力石化、浙江石化、盛虹石化等規(guī)?；紵N裝置的建設(shè)和即將陸續(xù)開工，揚(yáng)子芳烴裝置面臨巨大的能耗壓力和運(yùn)營成本挑戰(zhàn)，進(jìn)一步推進(jìn)兩套芳烴的節(jié)能優(yōu)化工作勢在必行。