设备制造企业最初调整再生污氮气流量为15 000~16 000 m³/h(标态)，整个过程中污氮气很少调整，造成空气压缩机和电加热器的负荷较大，为此，分子筛再生气进行如下调整。

(1) 加热。在压缩空气中CO₂含量基本不变的情况下，分子筛再生气的流量逐步降至12 500 m³/h (标态)，同时加热温度由183 ℃降至182 ℃。根据纯化系统各项再生工艺指标看，完全可满足要求。

(2) 冷吹。吸附器冷吹时，将再生污氮气流量逐步降至14 500 m³/h(标态)，保证有足够的冷吹气源以满足吸附器解析要求。

(3) 再生。根据压缩空气中CO₂含量不变的情况，将再生冷吹气流量降至12 500 m³/h(标态)，冷吹峰值温度由148 ℃降至147 ℃。根据纯化系统冷吹阶段再生工艺指标看，效果良好。

随着纯化系统再生加热气和冷吹气流量的下降，逐步关小空气压缩机组导叶开度并降低排气量。在甲醇生产装置产量不断增加、产品氧气流量也随之提高的情况下，空气压缩机组平均排气量由42 000 m³/h(标态)降至40 000 m³/h(标态)，平均电流由235 A降至228 A。通过对不同阶段再生气流量的调整，运行月电耗下降至4 100 000 kW·h。

空分装置开车后，氧气纯度一直控制在96%(体积分数，下同)以上。因转化炉纯氧转化对氧气纯度没有明确的要求，故逐步调整氧气纯度至92%后生产情况无变化，而氧气提取率由92%提高至94%以上，空气量由40 000 m³/h(标态)下降至38 000 m³/h(标态)，空气压缩机运行电流下降8 A左右。

甲醇装置正常运行时，氮气用量不大，因液氮产量小、销售价格不高，经与设备制造企业协商后新增1台液氮汽化器，液氮储槽内的液氮经液氮汽化器升压后供后工序使用，日节电1 600 kW·h。

甲醇装置满负荷运行后，经不断技术改造及工艺优化调整，甲醇合成塔及转化废热锅炉自产蒸汽量得到大幅提升，富余的中压蒸汽经二次减压后并入低压蒸汽管网造成热量损失。为此，采用蒸汽加热器代替电加热器加热污氮再生气，并对原有的污氮气管道进行改造，将压力12 kPa、流量10 000~12 000 m³/h的污氮气引至蒸汽加热器，用蒸汽将污氮气温度升至180~190 ℃，然后进入纯化器活化分子筛。改造后的工艺流程如图 1所示。

图 1

改造后工艺流程

具体操作：①分子筛吸附器加热再生时，蒸汽加热器前自动切换阀门开启，污氮再生气旁路自调阀V1218关闭，手动调整污氮气自调阀V1217开度，将污氮再生气的流量控制在10 000~13 500 m³/h(标态)，流量稳定后阀门投自动，其余污氮气排放至预冷系统水冷塔；②手动调整蒸汽自调阀开度，将污氮再生气加热至180~190 ℃，然后阀门投自动，加热蒸汽减压后进入低压蒸汽管网；③分子筛加热完毕，吸附器进入冷吹阶段，系统自动开启污氮再生气旁路蝶阀，然后先开通污氮气冷吹气路，再关闭加热器前污氮气自动切换阀，切断污氮再生加热气路；④加热完毕后，手动调节蒸汽自调阀开度，降低蒸汽加热器加热温度至150 ℃后投自动保温，如影响冷吹污氮气温度，则关闭蒸汽加热器污氮气出口蝶阀；⑤冷吹时，手动调节污氮气流量至13 000~14 000 m³/h(标态)，彻底满足分子筛再生要求(冷吹峰值温度150 ℃，末期低于20 ℃)。在整个操作过程中，实时观察露点分析仪，确保在线数据在规定范围内。

蒸汽加热器投入运行后，一直较为稳定，实际所用蒸汽量约为14 t/d，加上10%热损失，共需蒸汽量约为14.3 t/d。原部分中压蒸汽直接减压后并入低压管网，现改为蒸汽加热器使用减压后再并入低压管网，实际使用蒸汽费用可忽略不计，直接经济效益超过150万元。