一种C8芳烃分离转化工艺及系统的制作方法

本发明涉及一种c8芳烃分离转化工艺及系统。

背景技术：

工业上一般采用吸附分离法获得高纯度对二甲苯产品，生产二甲苯产品的原料c8芳烃包括邻二甲苯、对二甲苯、间二甲苯和乙苯四种同分异构体，利用吸附剂对四种同分异构体选择性的不同，分离出富对二甲苯组分和贫对二甲苯组分。富对二甲苯作为抽出液塔进料，组分经过一系列精馏过程可以获得对二甲苯产品，贫对二甲苯作为抽余液进料，组分通过异构化反应转化成平衡浓度的c8芳烃混合物，回到二甲苯塔进行分馏。此工艺过程中，富对二甲苯精馏为抽出液塔和成品塔双塔流程，能耗较大，且异构化产物经脱庚烷塔除去c7以下轻烃后，大部分循环回二甲苯塔，增大二甲苯塔的操作负荷，二甲苯塔再沸炉燃料用量增加。同时，异构化产物存在先全部冷却再重新加热的能量利用不合理现象。此外，工业上通常采用白土处理异构化反应产物中的烯烃和羰基等不饱和烃，其中白土使用周期较短，失活较快，吸附能力有限导致吸附效率差，且废白土需要经常更换且对环境造成污染。

技术实现要素：

针对现有技术的不足，本发明提供一种c8芳烃分离转化工艺及系统。本发明优化了换热网络，大幅降低了能耗，同时解决了白土失活较快、吸附能力有限导致吸附效率差、废白土需要经常更换且对环境造成污染等问题，提高了社会和经济效益。

本发明的c8芳烃分离转化工艺，包括如下内容：含有c8芳烃原料进入二甲苯塔进行分馏，塔顶物流经换热器ⅰ换热后，一部分作为回流返回二甲苯塔，另一部分作为吸附分离进料，经换热器ⅳ和换热器ⅱ，分别与异构化反应进料和抽出液分馏塔进料换热后，送至吸附分离塔；塔底物流经二甲苯再沸炉升温后返回二甲苯塔，另一部分塔底物料为c9⁺芳烃；吸附分离进料经吸附分离塔吸附分离，得到的富对二甲苯抽出液经换热器ⅱ，与吸附分离进料换热后进入抽出液分馏塔分馏，所述抽出液分馏塔为分壁塔形式，塔底物料为解吸剂，与抽余液塔塔底物料混合后，经换热器ⅲ与异构化反应进料换热，返回吸附分离塔；抽出液分馏塔塔顶物料为甲苯，侧线物料为对二甲苯；经吸附分离塔吸附分离得到的贫对二甲苯抽余液进入抽余液塔进行分馏，上部侧线物料依次流经换热器ⅲ，换热器ⅳ和换热器ⅴ，分别与解吸剂、吸附分离进料和异构化反应产物换热，然后经异构化反应加热炉加热后进入异构化反应器进行异构化反应，反应产物经换热器ⅴ换热后，进入加氢反应器脱除烯烃，加氢反应产物进入异构化产物分馏塔，所述的异构化产物分馏塔为分壁塔形式；异构化产物分馏塔塔顶物料为c7以下轻烃和氢气；异构化产物分馏塔侧线物料与吸附分离进料混合，异构化产物分馏塔塔底出料为c9⁺芳烃。

本发明工艺中，所述的分壁塔形式，一般是在传统精馏塔中间位置放置一块竖直的隔板，将精馏塔分成上部公共精馏段、下部公共提馏段及由隔板隔开的精馏进料段和侧线采出段四个部分。

本发明工艺中，所述的含c8芳烃原料主要为含有乙苯、对二甲苯、邻二甲苯和间二甲苯的混合烃，还包括c7以下轻烃和c9以上重烃。其中c7以下轻烃是指碳原子数为7以下的芳烃、烷烃或者环烷烃等烃类，c9以上重烃是指碳原子数为9以上的芳烃、烷烃、环烷烃等烃类。

本发明工艺中，所述的二甲苯塔塔顶压力为0.3~2.5mpa，优选为0.5~1.8mpa，塔顶温度为50～300℃，优选110～280℃。二甲苯塔优选为板式塔，塔板数为150~200。

本发明工艺中，所述的吸附分离单元的吸附分离塔操作条件为：温度为100～300℃、优选150～200℃，压力为0.2～1.5mpa、优选0.6～1.0mpa。

本发明工艺中，吸附分离塔采用固定床，通过变换固定床吸附设备的物料进出口位置，产生相当于吸附剂连续向下移动，而物料连续向上移动的效果。床层内部装填对对二甲苯具有高选择性的吸附剂。所述的吸附剂的活性组分为ba或bak的x型沸石或y型分子筛，粘结剂选自高岭土、二氧化硅或氧化铝。解吸剂不仅与原料中各个组份互溶，而且与c8芳烃中各组份的沸点相差较大，易于回收利用，优选为对二乙苯或甲苯。

本发明工艺中，所述的抽出液分馏塔操作条件为：塔顶压力为0.1～0.5mpa，优选常压操作，塔顶温度为50～200℃，优选100～150℃。

本发明工艺中，所述的抽余液塔操作条件为：塔顶压力为0.1～1.0mpa，优选常压操作，塔顶温度为120～170℃。

本发明工艺中，所述的异构化反应器操作条件为：反应温度300～450℃，优选330～400℃，压力为0.1～2.0mpa，优选0.4～1.5mpa，质量空速为2～10h^-1，优选3～6h^-1，反应氢/烃摩尔比为2～8，优选3～6。异构化产物分馏塔再沸热量通过异构化反应加热炉对流段加热提供，不足之处由再沸炉提供。异构化反应器中装填异构化催化剂，所述的异构化催化剂为分子筛和/或无机氧化物载体上负载有pt、sn、mg、bi、pb、pd、re、mo、w、v和稀土金属中一种或几种的活性组分。所述的分子筛为五元环分子筛、丝光沸石、euo型分子筛和mfi分子筛中的一种或几种的混合物。所述的无机氧化物为氧化铝和/或氧化硅。

本发明工艺中，所述的加氢反应器操作条件为：反应温度120～250℃，优选130～240℃，压力为0.2～2.0mpa，优选0.4～1.8mpa，质量空速为2～8h^-1，优选2～6h^-1，反应氢/烃体积比为200～500：1，优选230～450：1。加氢反应器中装填选择性加氢脱烯烃催化剂，保证烯烃等杂质加氢饱和快速完成，同时减少芳烃饱和和加氢裂化等反应。所述的选择性加氢脱烯烃催化剂为γ-al2o3和/或分子筛载体上负载pt、pd等一种或几种的活性组分，并添加有助剂。

本发明工艺中，所述的异构化产物分馏塔的操作条件为：塔顶压力为0.2～2.0mpa，优选0.5～1.5mpa，塔顶温度为50～250℃，优选130～170℃。

本发明的c8芳烃分离转化系统，包括c8芳烃分馏单元、吸附分离单元和异构化反应单元。

所述的c8芳烃分馏单元，包括二甲苯塔、换热器ⅰ和二甲苯再沸炉。

所述的二甲苯塔用于分离c8组分与c9⁺组分，一般为板式精馏塔。

所述的换热器ⅰ用于将二甲苯塔顶物流作为抽余液塔再沸器和抽出液分馏塔再沸器的热源，换热后的冷凝液一部分作为回流返回二甲苯塔，另一部分作为吸附分离进料。

所述的二甲苯再沸炉用于加热循环回塔底的物料，为二甲苯塔提供再沸热量。

所述的c8芳烃分馏单元还包括，将含c8芳烃混合物原料进料至二甲苯塔的进料管线；将塔顶出料送至换热器ⅰ的管线；将一部分经换热器ⅰ换热后的塔顶出料循环回二甲苯塔的管线；将另一部分经换热器ⅰ换热后的塔顶出料送至吸附分离单元的管线；将一部分塔底物料送至塔底再沸炉的进管线；用于将经塔底再沸炉加热的塔底物料循环回二甲苯塔的管线；将另一部分塔底物料排出二甲苯塔的管线；其中所述的塔顶出料为c8芳烃，塔底物料为c9⁺芳烃。

所述的吸附分离单元，包括吸附分离塔、抽出液分馏塔、抽余液塔、换热器ⅱ和换热器ⅲ。

所述的吸附分离塔用于分离来自c8芳烃分馏单元的物料中的对二甲苯及其异构体。

所述的抽出液分馏塔用于分离富对二甲苯抽出液中的甲苯、对二甲苯和解吸剂，获得高纯度的对二甲苯产品。所述的抽出液分馏塔采用分壁塔，塔底物料为解吸剂，塔顶物料为甲苯，侧线物料为对二甲苯产品。

所述的抽余液塔用于分离贫对二甲苯抽余液中的c8组分与解吸剂，抽余液塔上部侧线出料为贫对二甲苯c8组分，塔底出料为解吸剂。

所述的换热器ⅱ用于将吸附分离进料与抽出液分馏塔进料进行换热，提高抽出液分馏塔进料的温度，降低抽出液分馏塔塔底负荷；同时降低吸附分离进料温度至进入吸附分离塔适宜温度。

所述的换热器ⅲ用于将解吸剂与异构化进料进行换热，提高异构化进料的温度，降低异构化反应加热炉负荷；同时降低解吸剂温度至返回吸附分离塔适宜温度。

所述的吸附分离单元还包括，将换热后的c8芳烃分馏单元的塔顶出料进料至吸附分离塔的管线，管线进入吸附分离塔前，通过换热器ⅱ的管线；将分离出的富对二甲苯抽出液管线连接换热器ⅱ，经换热后送至抽出液分馏塔的管线，将经吸附分离塔吸附分离得到的贫对二甲苯抽余液送至抽余液塔的管线；将抽出液分馏塔塔顶物料排出的管线，将抽出液分馏塔侧线物料排出的管线；将抽出液分馏塔塔底物料送至换热器ⅲ的管线，将抽余液塔底物料（解吸剂）送至换热器ⅲ的管线，将换热后的抽出液分馏塔塔底物料、抽余液塔底物料送至吸附分离塔的管线；将抽余液塔上部侧线出料经换热器ⅲ换热后进料至异构化反应单元的管线。

所述的异构化反应单元，包括异构化反应器、加氢反应器、异构化产物分馏塔、异构化反应加热炉、换热器ⅳ、换热器ⅴ和压缩机。

所述的异构化反应器用于将来自吸附分离单元的贫对二甲苯c8组分转化为富对二甲苯c8组分。

所述的加氢反应器用于脱除异构化产物中少量的烯烃和羰基等不饱和烃杂质，满足产品质量要求。

所述的异构化产物分馏塔用于分离异构化反应器出料富对二甲苯c8组分中的c7以下轻烃、c8芳烃以及c9+芳烃组分，异构化产物分馏塔采用分壁塔形式，其中塔顶物料主要为c7以下轻烃和氢气，塔底物料主要为c9⁺芳烃组分，侧线物料主要为c8芳烃。

所述的异构化反应单元，氢气来自于重整单元。适当的氢烃比有利于保持异构化催化剂的活性和稳定性。

所述的异构化反应加热炉用于控制异构化反应进料温度。

所述的换热器ⅳ用于吸附分离塔进料与异构化反应进料换热，提高异构化进料温度，降低吸附分离塔进料温度至适宜温度。

所述的换热器ⅴ用于异构化进料与异构化反应产物（富对二甲苯c8组分）的换热，进一步提高异构化进料温度，降低异构化反应加热炉负荷。

所述的压缩机用于进入异构化反应器的氢气加压。

所述的异构化反应单元还包括，将异构化反应进料至异构化反应器的进料管线，进料管线在连接异构化反应器前，依次连接换热器ⅳ、换热器ⅴ和异构化反应加热炉；将异构化反应产物进料加氢反应器，进料管线在连接加氢反应器前，经换热器ⅴ连接加氢反应器进料管线，加氢产物至异构化产物分馏塔的进料管线；将异构化产物分馏塔塔顶物料c7以下轻烃和氢气排出的排出管线；将异构化产物分馏塔侧线物料进料至吸附分离进料管线；将异构化产物分馏塔塔底产物排出的排出管线；氢气经进料管线进入压缩机升压，压缩机出口管线并入异构化反应器的进料管线，一部分经压缩机出口管线并入加氢反应器的进料管线。

与现有技术相比较，本发明具有如下优点：

（1）发明人通过在吸附分离单元中设置分壁塔结构的抽出液分馏塔，取消常规工艺中的抽出液塔和成品塔，不仅减少了分离组分中对二甲苯的返混程度，提高了分离的热力学效率，同时避免了常规工艺中抽出液塔将甲苯和对二甲苯组分全部冷却，再加热进入成品塔分离的热量不合理利用现象；常规工艺中，抽出液塔和成品塔的再沸负荷分别由二甲苯塔顶和塔底物料、解吸剂提供，设置分壁塔结构的抽出液分馏塔，再沸负荷可以全部由二甲苯塔顶物料提供，同时二甲苯塔顶物料为异构化反应进料和抽出液分馏塔进料预热，充分回收二甲苯塔塔顶物料热量，减少抽出液分馏塔和二甲苯塔底热负荷，节省了二甲苯塔再沸炉和异构化反应加热炉燃料气用量；抽出液分馏塔塔顶只需冷却甲苯和部分对二甲苯组分，冷凝负荷降低，同时抽出液分馏塔和抽余液塔塔底解吸剂物料不再作为成品塔再沸器热源，而是用于预热异构化反应进料，提高反应进料进异构化加热炉的温度，降低异构化反应加热炉燃料气用量；

（2）通过设置加氢反应器，取消常规工艺中的白土塔，使得异构化反应产物在选择性加氢脱烯烃催化剂的作用下，反应产物中烯烃等杂质可以快速加氢饱和，同时减少芳烃饱和和加氢裂化等反应。从而解决了常规工艺中白土失活较快、吸附能力有限导致吸附效率差、废白土需要经常更换且对环境造成污染等问题；

（3）通过设置分壁塔结构的异构化分馏塔，取消常规工艺中的脱庚烷塔，巧妙的将异构化反应产物进行通过异构化分馏塔预先分离，将异构化反应产物中的塔底c9⁺芳烃和塔顶c7以下轻烃提前分离出装置，而侧线物料为c8芳烃，直接与吸附分离进料混合，而常规工艺中，由于脱庚烷塔没有对c9⁺芳烃进行分离，大大增加了二甲苯的操作负荷，本发明降低了二甲苯塔的操作负荷，节省了二甲苯塔再沸炉燃料气用量，同时节省了冷凝和再沸负荷，减少了设备投资和占地面积，减少了物料的返混，提高了分离的热力学效率；相比于常规工艺的异构化反应产物需要全部经过空冷器和水冷器冷却后，经气液分离罐分离出氢气等气相组分，液相组分重新加热，经过脱庚烷塔分离出c7^-轻组分，c8⁺组分返回二甲苯塔进一步分离出c8组分，这一过程中冷却负荷大，且分离出氢气等气相组分后，液相组分重新加热。本发明解决了常规工艺的先冷却后加热的能量利用不合理现象，大大降低了冷却负荷。常规工艺流程中异构化反应单元异构化反应进料进异构化反应加热炉温度约为280~300℃；本发明的异构化反应单元由于取消脱庚烷塔，同时通过优化换热网络，异构化反应进料不再经历先冷却后加热的过程，即避免了异构化反应进料（抽余液塔上部侧线物料）的热量加热冷却后的脱庚烷塔进料，合理匹配冷热物流，提高异构化反应进料炉前温度至310~330℃，从而降低了异构化反应加热炉燃料气的用量，大幅降低能耗，提高经济和社会效益。

附图说明

图1、图2和图3分别为本发明c8芳烃分离转化系统的c8芳烃分馏单元、吸附分离单元和异构化反应单元流程示意图。

其中，图1为c8芳烃分馏单元，包括二甲苯塔101、换热器ⅰ102和二甲苯再沸炉103；图2为吸附分离单元，包括吸附分离塔201、抽出液分馏塔202、抽余液塔203、换热器ⅲ204和换热器ⅱ205；图3为异构化反应单元，包括异构化反应器301、加氢反应器302、异构化产物分馏塔303、压缩机304、异构化反应加热炉305、换热器ⅳ306、换热器ⅴ307。

图4、图5和图6分别为常规二甲苯装置的c8芳烃分馏单元、吸附分离单元和异构化反应单元流程示意图。

其中，图4为c8芳烃分馏单元，包括二甲苯塔401、换热器ⅰ402和二甲苯再沸炉403；图5为吸附分离单元，包括吸附分离塔501、抽出液塔502、抽余液塔503、成品塔504成品再沸器ⅰ505、成品再沸器ⅱ506；图6为异构化反应单元，包括异构化反应器601、脱庚烷塔602、白土塔603、气液分离罐604、异构化反应加热炉605、换热器ⅲ606、换热器ⅳ607、换热器ⅴ608、换热器ⅵ609、压缩机610、空冷器611、水冷器612。

附图是用来提供对本发明的进一步理解，并且构成说明书的一部分，与下面的具体实施方式一起用于解释本发明，但并不构成对本发明的限制。

具体实施方式

下面结合具体附图对本发明的c8芳烃分离转化工艺做更详细的说明。

所述的c8芳烃分馏单元包括，将含c8芳烃混合物原料104进料至二甲苯塔的进料管线107；将塔顶出料送至换热器ⅰ102的管线108；将一部分经换热器ⅰ102换热后的塔顶出料循环回二甲苯塔的管线109；将另一部分经换热器ⅰ102换热后的塔顶出料105送至换热器ⅳ306的管线110；将一部分塔底物料111送至塔底再沸炉103的进料管线112；用于将经塔底再沸炉103加热的塔底物料循环回二甲苯塔的管线113；将另一部分塔底物料106排出二甲苯塔的管线114；其中所述的塔顶出料105为c8芳烃，塔底出料106为c9⁺芳烃；

所述的吸附分离单元包括，将换热后的c8芳烃分馏单元的塔顶出料206进料至吸附分离塔的管线210，管线210进入吸附分离塔201前，通过管线211连接换热器ⅱ205；将吸附分离塔201分离出的富对二甲苯抽出液管线212连接换热器ⅱ205，经换热后送至抽出液分馏塔202的管线213，将经吸附分离塔201吸附分离得到的贫对二甲苯抽余液送至抽余液塔203的管线217；将抽出液分馏塔202塔顶物料207排出的管线214，将抽出液分馏塔202侧线物料208排出的管线215；将抽出液分馏塔202塔底物料送至换热器ⅲ204的管线216，将抽余液塔底物料（解吸剂）送至换热器ⅲ204的管线220，将换热后的抽出液分馏塔202塔底物料、抽余液塔203塔底物料经换热器ⅲ204换热后送至吸附分离塔201的管线221；将抽余液塔203上部侧线出料管线218经换热器ⅲ204换热后进料209至异构化反应单元的管线219。

所述的异构化反应单元包括，将异构化反应进料209至异构化反应器301的进料管线219，进料管线219在连接异构化反应器301前，通过管线311、312、313依次连接换热器ⅳ306、换热器ⅴ307和异构化反应加热炉305；氢气308自进料管线320至压缩机304，压缩机出口管线321连接至异构化反应器301的进料管线311，与异构化进料209混合，一部分经压缩机出口管线322并入加氢反应器的进料管线315；将异构化反应产物进料至加氢反应器302的进料管线314，进料管线314在连接加氢反应器302前，经换热器ⅴ307连接加氢反应器302进料管线315，将加氢反应产物进料至异构化产物分馏塔303的进料管线316；异构化产物分馏塔303塔顶物料309的出料管线317；将异构化产物分馏塔303侧线物料318进料至吸附分离进料管线110；将异构化产物分馏塔303塔底产物310排出的排出管线319。

本发明的c8芳烃分离转化工艺为：含有c8芳烃混合物原料104进入二甲苯塔101进行分馏，塔顶物流经换热器ⅰ102换热后，一部分作为回流返回二甲苯塔101，另一部分作为吸附分离进料105，经换热器ⅳ306和换热器ⅱ205，分别与异构化反应进料和抽出液分馏塔进料换热后，送至吸附分离塔201；塔底物流经二甲苯再沸炉103升温后返回二甲苯塔101，另一部分塔底物料106为c9⁺芳烃。吸附分离进料206经吸附分离塔201吸附分离，得到的富对二甲苯抽出液经换热器ⅱ205，与吸附分离进料换热后进入抽出液分馏塔202分馏，塔底物料为解吸剂，与抽余液塔203塔底物料混合后，经换热器ⅲ204与异构化反应进料换热，返回吸附分离塔201；抽出液分馏塔塔202塔顶物料为甲苯207；侧线物料为对二甲苯208；吸附分离塔201吸附分离得到的贫对二甲苯抽余液进入抽余液塔203进行分馏，上部侧线物料先后经换热器ⅲ204，换热器ⅳ306和换热器ⅴ307，分别与解吸剂、吸附分离进料和异构化反应产物换热；氢气308经压缩机304升压后，与异构化反应物料209混合进入换热器ⅴ307，一部分与加氢反应进料混合；混合物料经异构化反应加热炉305加热后进入异构化反应器301进行异构化反应，反应产物经换热器ⅴ307换热后，进入加氢反应器302脱除烯烃，加氢反应产物进入异构化产物分馏塔303；异构化产物分馏塔303塔顶物料为c7以下轻烃及氢气309；异构化产物分馏塔303侧线物料与吸附分离进料105混合；异构化产物分馏塔303塔底出料310为c9⁺芳烃。

常规二甲苯装置的工艺流程为：含有c8芳烃混合物原料404进入二甲苯塔401进行分馏，塔顶物流经换热器ⅰ402换热后，一部分作为回流返回二甲苯塔401，另一部分作为吸附分离进料405，经换热器ⅵ609与脱庚烷塔602进料换热后，送至吸附分离塔501；塔底物流经二甲苯再沸炉403升温后返回二甲苯塔401，另一部分塔底物料406为c9⁺芳烃。塔顶物流作为主要作为抽余液塔503再沸器和抽出液塔502再沸器的热源；塔底物流主要作为成品塔再沸器506和脱庚烷塔602再沸器的热源。

吸附分离进料507经吸附分离塔501吸附分离，得到的富对二甲苯抽出液进入抽出液塔502分馏，塔底物料为解吸剂，与抽余液塔503塔底物料混合后，作为成品塔再沸器505的热源后，返回吸附分离塔501；抽出液塔502塔顶物料进入成品塔504，成品塔底物料为对二甲苯509，塔顶为甲苯508。经吸附分离塔吸附分离得到的贫对二甲苯抽余液进入抽余液塔503，上部侧线物料先后经换热器ⅲ606、换热器ⅳ607，分别与脱庚烷塔进料和异构化反应产物换热，然后经异构化反应加热炉605加热后进入异构化反应器601进行异构化反应，反应产物经换热器ⅳ607换热后，经空冷器611、水冷器612冷却后，进入气液分离罐604，分离为气液两相；

气相从气液分离罐604顶部排出分为两股：一股外排氢613送到tsa单元（变温吸附单元）或加氢车间，也可送到燃料气系统；另一股由与氢气614混合后，经压缩机610增压后，与异构化反应进料混合；气液分离罐604分离得到的液相物料先后经换热器ⅲ606、换热器ⅴ608、换热器ⅵ609换热后，进入脱庚烷塔602。脱庚烷塔602塔顶物料为c7以下轻烃615，塔底物料经换热器ⅴ608后，经白土塔603脱除烯烃等不饱和烃后，返回二甲苯塔401。

以下通过实施例具体说明本发明提供的c8芳烃分离转化工艺及系统的效果。加氢反应器采用pt/γ-al2o3催化剂，反应温度220℃，压力为1.5mpa，质量空速为3h^-1，反应氢/烃体积比为250：1。c8芳烃混合物原料性质见表1。

表1c8芳烃混合物原料组成表

对比例1

常规对二甲苯生产工艺的所用设备见表2，装置操作参数和能耗见表3。

实施例1

本发明的c8芳烃分离转化工艺及系统所用设备见表2，装置操作参数和能耗见表3。

表2

表3

从表1和表2可以看出，与对比例1相比，本发明提供的c8芳烃分离转化工艺法可以节省设备投资，各减少1套精馏塔、冷却器再沸器设备以及1个气液分离罐、空冷器和水冷器的投资，增加1个反应器，取消了白土塔。采用本发明提供的方法，不仅减少设备台数，而且能耗降低19.9%。因此，减少设备投资和占地面积，降低二甲苯塔操作负荷，节约二甲苯再沸炉燃料气用量。提高了异构化产物脱除烯烃和羰基等不饱和烃的效率，解决了频繁更换废白土和污染环境的问题，同时优化换热网络，提高异构化反应进料炉前温度，降低异构化反应加热炉燃料气的用量，以及异构化反应产物后水冷和空冷的冷却负荷，避免物料出现先冷却后加热的问题，大幅降低能耗，提高经济和社会效益。