摘要：中國石油西南油氣田公司川西北氣礦甲醇廠1999年建成投產(chǎn)，但2003年后，自產(chǎn)蒸汽不能滿足蒸汽系統(tǒng)平衡，只得低負荷運行開工鍋爐，能耗提高。為此，運用PR0/Ⅱ軟件對該廠轉(zhuǎn)化系統(tǒng)、蒸汽系統(tǒng)進行了流程模擬，找到了蒸汽系統(tǒng)無法滿足自平衡的原因——換熱量下降導(dǎo)致轉(zhuǎn)化汽包產(chǎn)汽量降低。在此基礎(chǔ)之上，對轉(zhuǎn)化氣余熱回收換熱網(wǎng)絡(luò)進行了優(yōu)化，提出了解決蒸汽系統(tǒng)自平衡問題的技術(shù)方案。這為該廠進一步推進節(jié)能減排提供了技術(shù)保障。
關(guān)鍵詞：蒸汽平衡；流程模擬；換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化；節(jié)能減排
中國石油西南油氣田公司川西北氣礦甲醇廠于1997年7月開工建設(shè)，1999年建成投產(chǎn)，以天然氣為原料，年設(shè)計生產(chǎn)能力為10×104t精甲醇。正常生產(chǎn)期間，蒸汽系統(tǒng)為自平衡，開工鍋爐僅在開停產(chǎn)期間給主裝置提供動力、工藝和加熱蒸汽。2001—2003年，主裝置自產(chǎn)蒸汽能滿足生產(chǎn)需求，蒸汽系統(tǒng)能自平衡。但2003年后，自產(chǎn)蒸汽不能滿足蒸汽系統(tǒng)平衡，只得低負荷運行開工鍋爐，以補充自產(chǎn)蒸汽的不足。
為進一步推進節(jié)能減排工作，必須確定蒸汽系統(tǒng)無法滿足自平衡的原因，并提出解決方案。
1 蒸汽系統(tǒng)及其存在的主要問題
1.1 蒸汽系統(tǒng)介紹
川西北氣礦甲醇廠蒸汽系統(tǒng)由3個等級組成(圖1)。
1.1.1中壓蒸汽Ⅰ(3.8MPa，370℃)
來源：轉(zhuǎn)化汽包產(chǎn)中壓飽和蒸汽，一部分作為轉(zhuǎn)化反應(yīng)的工藝蒸汽，其余部分進入轉(zhuǎn)化爐對流段2#盤管加熱，過熱后的中壓蒸汽一部分進入汽提塔，剩余的進入中壓蒸汽Ⅰ；當主裝置開停產(chǎn)期間或轉(zhuǎn)化汽包產(chǎn)蒸汽不足，蒸汽系統(tǒng)無法實現(xiàn)自平衡時，由開工鍋爐產(chǎn)中壓蒸汽補充。
用途：中壓蒸汽Ⅰ作為聯(lián)合壓縮機(凝汽式)、引風機透平(背壓式)動力蒸汽；富余部分可通過壓力調(diào)節(jié)閥PV-1604減壓至中壓蒸汽Ⅱ，或通過壓力調(diào)節(jié)閥PV-1608放空。
1.1.2中壓蒸汽Ⅱ(2.6MPa，350℃)
來源：合成汽包產(chǎn)中壓飽和蒸汽通過轉(zhuǎn)化爐對流段4#盤管加熱，過熱后進入中壓蒸汽Ⅱ；中壓蒸汽Ⅰ富余部分也可通過壓力調(diào)節(jié)閥PV-1604減壓補充中壓蒸汽Ⅱ。
用途：中壓蒸汽Ⅱ作為鍋爐給水泵透平(背壓式)動力蒸汽；富余部分通過降溫減壓進入低壓蒸汽。
1.1.3低壓蒸汽(0.5MPa，180℃)
來源：中壓蒸汽Ⅱ富余部分通過壓力調(diào)節(jié)閥PV-1606減壓后，與引風機透平、鍋爐給水泵透平乏汽混合，經(jīng)降溫后進入低壓蒸汽；另外，轉(zhuǎn)化汽包、合成汽包連續(xù)排污經(jīng)連續(xù)排污擴容器閃蒸后也可補充一部分低壓蒸汽。
用途：低壓蒸汽作為溴化鋰制冷機、粗甲醇預(yù)熱器和回收塔再沸器的熱源，同時供鍋爐給水脫氧；富余部分通過壓力調(diào)節(jié)閥PV-1608放空。
1.2 蒸汽系統(tǒng)存在的主要問題
轉(zhuǎn)化汽包產(chǎn)蒸汽量不能滿足工藝蒸汽和中壓蒸汽工的需要，不得不低負荷運行開工鍋爐。開工鍋爐額定產(chǎn)汽量為20t/h，目前按6t/h產(chǎn)汽量低負荷運行，存在“大馬拉小車”的現(xiàn)象；再考慮開工鍋爐給水泵、磷酸鹽泵的電耗，以及鍋爐運行時的排污，低負荷運行開工鍋爐非常不利于節(jié)能減排。
低壓蒸汽放空量為5.31～6.31t/h，這不僅未回收低壓蒸汽具有的能量，也浪費了水資源。
蒸汽系統(tǒng)不能自平衡的主要原因在于轉(zhuǎn)化汽包產(chǎn)蒸汽量不足，因此要停運開工鍋爐，必須找到轉(zhuǎn)化汽包產(chǎn)蒸汽量下降的原因。
2 轉(zhuǎn)化汽包產(chǎn)蒸汽量下降原因分析
2.1 轉(zhuǎn)化氣余熱回收換熱網(wǎng)絡(luò)
轉(zhuǎn)化汽包是利用轉(zhuǎn)化氣的高溫余熱產(chǎn)生中壓蒸汽[1]。
圖2為川西北氣礦甲醇廠轉(zhuǎn)化氣余熱回收換熱網(wǎng)絡(luò)。
如圖2所示，天然氣、工藝蒸汽混合后，預(yù)熱至505℃，進入轉(zhuǎn)化爐(B10201)進行烴類蒸汽轉(zhuǎn)化反應(yīng)，出轉(zhuǎn)化爐的高溫轉(zhuǎn)化氣先進入廢熱鍋爐(C10201)回收余熱，然后進入鍋爐給水預(yù)熱器(C10202)加熱鍋爐給水，溫度降至175℃左右，經(jīng)分離器D(F10204a)分離工藝冷凝液后，一部分轉(zhuǎn)化氣進入甲醇精餾系統(tǒng)，依次進入加壓塔再沸器(C10505)、分離器E(F10204b)、預(yù)塔再沸器(C10504)和分離器A(F10204)，給加壓塔、預(yù)塔提供熱量，并分離工藝冷凝液，之后進脫鹽水加熱器(C10203)，然后經(jīng)分離器B(F10205)分離工藝冷凝液，最后與另一部分經(jīng)調(diào)節(jié)閥TV-1229來的轉(zhuǎn)化氣混合，進入轉(zhuǎn)化氣水冷器(C10204)冷卻至40℃，由分離器C(F10206)分離工藝冷凝液后去聯(lián)合壓縮機。
脫鹽水經(jīng)脫鹽水預(yù)熱器(C10206)和脫鹽水加熱器(C10203)預(yù)熱后，進入脫氧槽(F10208)除氧，脫氧槽(F10208)中鍋爐水由鍋爐給水泵(J10202)升壓后，經(jīng)鍋爐給水預(yù)熱器(C10202)加熱進入轉(zhuǎn)化汽包(F10202)，轉(zhuǎn)化汽包(F10202)與廢熱鍋爐(C10201)形成一個自循環(huán)系統(tǒng)，利用出轉(zhuǎn)化爐高溫轉(zhuǎn)化氣產(chǎn)生中壓飽和蒸汽；由轉(zhuǎn)化汽包(F10202)、鍋爐水循環(huán)泵(J10203)和轉(zhuǎn)化爐對流段5#盤管組成的循環(huán)系統(tǒng)，利用轉(zhuǎn)化爐對流段煙氣余熱也可產(chǎn)生部分中壓飽和蒸汽。
分離器D(F10204a)、分離器E(F10204b)、分離器A(F10204)、分離器B(F10205)和分離器C(F10206)來的工藝冷凝液由工藝冷凝液泵(J10204)升壓后經(jīng)工藝冷凝液換熱器(C10205)換熱，進入汽提塔(E10201)上部，與由汽提塔(E10201)下部進入的中壓過熱蒸汽逆向接觸，出汽提塔(E10201)頂部蒸汽作為轉(zhuǎn)化反應(yīng)的工藝蒸汽，底部工藝冷凝液經(jīng)工藝冷凝液換熱器(C10205)換熱后，進入脫鹽水預(yù)熱器(C10206)加熱脫鹽水，之后由調(diào)節(jié)閥LV-1208減壓，最后由工藝冷凝液水冷器(C10207)冷卻后去脫鹽水站。
從以上流程可見，提高轉(zhuǎn)化汽包產(chǎn)蒸汽量的途徑為：
1) 提高轉(zhuǎn)化爐出口轉(zhuǎn)化氣的溫度，增加廢熱鍋爐產(chǎn)汽量。
2) 提高進轉(zhuǎn)化爐對流段5#盤管煙氣的溫度，增加5#盤管產(chǎn)汽量。
3) 提高進轉(zhuǎn)化汽包的鍋爐給水溫度。
但轉(zhuǎn)化爐出口轉(zhuǎn)化氣溫度受轉(zhuǎn)化爐管材的限制，目前該溫度已接近爐管設(shè)計操作溫度，不能再提高；進轉(zhuǎn)化爐對流段5#盤管煙氣的溫度可通過轉(zhuǎn)化爐輔助燒嘴來控制，但其也受限于5#盤管材質(zhì)要求，其設(shè)計操作溫度為650℃。川西北氣礦甲醇廠分別于2008、2009年進行開工鍋爐停運試驗，轉(zhuǎn)化爐出口轉(zhuǎn)化氣溫度、進轉(zhuǎn)化爐對流段5#盤管煙氣溫度均提至設(shè)計操作溫度的高限，但蒸汽系統(tǒng)仍不能自平衡，為保證正常生產(chǎn)，仍低負荷運行開工鍋爐。為減少中壓蒸汽Ⅰ放空量，低負荷運行開工鍋爐時，降低輔助燒嘴燃料氣量，將進轉(zhuǎn)化爐對流段5#盤管煙氣溫度降至570～585℃操作[2]。
2.2 轉(zhuǎn)化汽包產(chǎn)蒸汽量下降原因分析
為了找出轉(zhuǎn)化汽包產(chǎn)蒸汽量下降的原因，首先對比分析蒸汽系統(tǒng)自平衡、不能自平衡時的運行參數(shù)。2001—2003年，主裝置自產(chǎn)蒸汽能滿足生產(chǎn)需求，蒸汽系統(tǒng)能自平衡，因此選取2002年甲醇裝置運行參數(shù)作為蒸汽系統(tǒng)自平衡的分析參數(shù)；2003年以來，主裝置自產(chǎn)蒸汽不能滿足自平衡需求，因近年來工藝條件有一定變化，為保證優(yōu)化后的方案能滿足現(xiàn)實需要，選取2009年甲醇裝置運行參數(shù)作為蒸汽系統(tǒng)不能自平衡的分析參數(shù)。
2.2.1運行參數(shù)、模擬衡算數(shù)據(jù)對比
2002年(蒸汽系統(tǒng)能自平衡)、2009年(進轉(zhuǎn)化爐對流段5#盤管煙氣溫度650℃)甲醇裝置運行參數(shù)如表1所示。
采用流程模擬軟件PR0/Ⅱ?qū)D(zhuǎn)化系統(tǒng)及其余熱回收換熱網(wǎng)絡(luò)進行流程模擬，各設(shè)備熱交換量對比情況如表2所示，轉(zhuǎn)化汽包產(chǎn)汽量對比情況如表3所示。
2.2.2原因分析
從表2可看出：2009年C10201、C10202和5#盤管3臺設(shè)備的換熱量較之2002年均出現(xiàn)了下降，換熱量的下降必然導(dǎo)致轉(zhuǎn)化汽包產(chǎn)汽量的降低，也即蒸汽系統(tǒng)不能自平衡的原因，而污垢是導(dǎo)致?lián)Q熱效率降低的主要原因。
2.2.2.1 C10201換熱效率降低原因
1) 污垢導(dǎo)致?lián)Q熱效率降低。
2) 工藝條件變化，進C10201轉(zhuǎn)化氣溫度由2002年829℃下降至813℃。
3) C10201在2008年“5·12”地震中受損，擬對C10201進行更換。
2.2.2.2 C10202、5#盤管換熱效率降低原因
污垢導(dǎo)致?lián)Q熱效率降低。2008年對5#盤管進行過盤管的內(nèi)、外壁化學(xué)清洗，清洗后換熱效率明顯提高，所以相較于C10201和C10202，5#盤管的換熱情況要好一些。
2.2.2.3 設(shè)備、管道熱損失原因
比較表3中轉(zhuǎn)化汽包模擬產(chǎn)汽量和實際產(chǎn)汽量，可判斷：C10201、C10202、5#盤管以及相應(yīng)的管道存在一定的熱損失，且2009年的熱損失明顯高于2002年，這是設(shè)備、管道的保溫效率下降所導(dǎo)致的。
2.2.3更換C10201、清洗C10202后的模擬衡算
對C10201進行更換，對C10202進行清洗，模擬衡算結(jié)果顯示C10201的換熱量為78.8173×106kJ/h，C10202的換熱量為27.4983×106kJ/h，5#盤管的換熱量為47.3438×106kJ/h，轉(zhuǎn)化汽包產(chǎn)汽量為63.24t/h，換熱效率均恢復(fù)至2002年的水平，但轉(zhuǎn)化汽包產(chǎn)汽量與2002年的生產(chǎn)數(shù)據(jù)相比還差2.03t/h，這主要是由于工藝條件改變導(dǎo)致進C10201轉(zhuǎn)化氣溫度下降所致。
3 轉(zhuǎn)化氣余熱回收換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化
由于工藝條件的改變，轉(zhuǎn)化汽包產(chǎn)汽量還差2.03t/h。要解決這個問題，可考慮從優(yōu)化現(xiàn)有轉(zhuǎn)化氣余熱回收換熱網(wǎng)絡(luò)入手。
3.1 現(xiàn)有轉(zhuǎn)化氣余熱回收換熱網(wǎng)絡(luò)存在的問題
3.1.1 TV-1229部分轉(zhuǎn)化氣熱量未回收利用
出分離器D(F10204a)的轉(zhuǎn)化氣的溫度為175℃左右，一部分作為精餾系統(tǒng)熱源，而另一部分則經(jīng)調(diào)節(jié)閥TV-1229直接進入轉(zhuǎn)化氣水冷器(C10204)，該部分轉(zhuǎn)化氣熱量不僅未得到回收利用，反而增加了轉(zhuǎn)化氣水冷器(C10204)的冷卻負荷，導(dǎo)致在氣溫偏高的季節(jié)，出轉(zhuǎn)化氣水冷器(C10204)的轉(zhuǎn)化氣溫度高于設(shè)計值(40℃)。
3.1.2脫鹽水加熱流程
自從C.S.Hwa于1955年首次提出換熱網(wǎng)絡(luò)結(jié)構(gòu)優(yōu)化問題以來，目前已開發(fā)出眾多換熱器網(wǎng)絡(luò)最優(yōu)綜合方法，但不論采用哪種換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化方法，一般都必須遵循以下最大熱量回收的物流匹配原則[1]：
1) 最高溫位的熱流應(yīng)該與最高溫位的冷流匹配換熱。
2) 中等溫位的熱流應(yīng)該與中等溫位的冷流匹配換熱。
3) 最低溫位的熱流應(yīng)該與最低溫位的冷流匹配換熱。
而川西北氣礦甲醇廠脫鹽水預(yù)熱器熱流進口溫度(167℃)大于脫鹽水加熱器熱流進口溫度(94℃)，脫鹽水加熱流程的換熱匹配有悖于“最大熱量回收的物流匹配原則”，不是最佳的換熱匹配。
3.2 解決措施
3.2.1回收利用溫度調(diào)節(jié)閥TV-1229部分轉(zhuǎn)化氣熱量
在確定回收利用溫度調(diào)節(jié)閥TV-1229部分轉(zhuǎn)化氣熱量方案前，必須先確定該部分轉(zhuǎn)化氣的流量；但川西北氣礦甲醇廠進精餾系統(tǒng)、溫度調(diào)節(jié)閥TV-1229的轉(zhuǎn)化氣均未計量，因此，只有先計算出精餾系統(tǒng)加壓塔再沸器(C10505)、預(yù)塔再沸器(C10504)的熱負荷，然后反推出進精餾系統(tǒng)轉(zhuǎn)化氣流量，從而計算出溫度調(diào)節(jié)閥TV-1229部分轉(zhuǎn)化氣的流量以及焓值。計算可知C10505的換熱量為22.9557×106kJ/h，C10504的換熱量為9.2988×106kJ/h，溫度調(diào)節(jié)閥TV-1229部分轉(zhuǎn)化氣焓值為15.9679×106kJ/h，溫度調(diào)節(jié)閥TV-1229部分轉(zhuǎn)化氣流量為717.6813kmol/h。
利用方案：
1) 用溫度調(diào)節(jié)閥TV-1229部分轉(zhuǎn)化氣預(yù)熱來自工藝冷凝液泵(J10204)的工藝冷凝液，提高進汽提塔工藝冷凝液的溫度，增加汽提塔工藝蒸汽的產(chǎn)量，從而彌補轉(zhuǎn)化汽包產(chǎn)汽量的不足[2]。
2) 溫度調(diào)節(jié)閥TV-1229部分轉(zhuǎn)化氣預(yù)熱鍋爐給水，提高進轉(zhuǎn)化汽包鍋爐給水的溫度，從而增加轉(zhuǎn)化汽包產(chǎn)汽量。
3.2.2優(yōu)化脫鹽水加熱流程
將脫鹽水的預(yù)熱流程進行優(yōu)化，脫鹽水先進脫鹽水加熱器(C10203)預(yù)熱，然后再進脫鹽水預(yù)熱器(C10206)加熱。該方案的優(yōu)勢在于：①可提高脫鹽水最終的預(yù)熱溫度，從而減少脫氧槽的低壓蒸汽耗量；②可降低進分離器B的轉(zhuǎn)化氣溫度，提高分離器B相對高溫的工藝冷凝液的析出量，從而提高進汽提塔工藝冷凝液的溫度，還可降低進入轉(zhuǎn)化氣水冷器的轉(zhuǎn)化氣溫度，減輕轉(zhuǎn)化氣水冷器的冷卻負荷，降低轉(zhuǎn)化氣的溫度，節(jié)省聯(lián)合壓縮機的功耗。
脫鹽水預(yù)熱系統(tǒng)經(jīng)過以上改進后，可能出現(xiàn)脫鹽水預(yù)熱器出口的工藝冷凝液溫度高于100℃情況，為防止減壓閥LV-1208后的工藝冷凝液形成氣液兩相，對設(shè)備、管道造成嚴重的沖刷，建議在工藝冷凝液換熱器和脫鹽水預(yù)熱器之間增設(shè)脫鹽水加熱器a(C10211)。這樣不僅能防止形成氣液兩相，而且還能進一步提高脫鹽水的預(yù)熱溫度，減少脫氧槽的低壓蒸汽消耗。
4 優(yōu)化方案
4.1 方案1
4.1.1優(yōu)化措施
1) 更換C10201。
2) 對C10202進行清洗。
3) 脫鹽水先通過C10203預(yù)熱，然后再進C10206加熱，最后進新增加的脫鹽水加熱器a(C10211)進一步提高溫度。
4) 來自工藝冷凝液泵(J10204)的工藝冷凝液先進入新增加的工藝冷凝液預(yù)熱器(C10210)，利用TV-1229部分轉(zhuǎn)化氣預(yù)熱，然后再通過工藝冷凝液換熱器(C10205)加熱后進入汽提塔；經(jīng)工藝冷凝液預(yù)熱器(C10210)換熱后的TV-1229部分轉(zhuǎn)化氣，進入新增加的分離器F(F10207)，分離工藝冷凝液后，與出分離器B(F10205)的轉(zhuǎn)化氣混合，最后進入轉(zhuǎn)化氣水冷器(C10204)。
5) 來自脫氧槽的鍋爐水經(jīng)鍋爐給水泵(J10202)升壓后，進入新增加的鍋爐給水預(yù)熱器a(C10209)，采用富余的低壓蒸汽加熱，然后再通過鍋爐給水預(yù)熱器(C10202)進入轉(zhuǎn)化汽包；出鍋爐給水預(yù)熱器a(C10209)的蒸汽冷凝液與來自脫鹽水加熱器a(C10211)的脫鹽水混合后，進入脫氧槽。
6) 對C10201、C10202、5#盤管以及相應(yīng)管道的保溫設(shè)施進行整改，減少設(shè)備、管道的熱損失，提高轉(zhuǎn)化汽包產(chǎn)汽量。
4.1.2方案1的衡算結(jié)果
由計算可知，經(jīng)方案1優(yōu)化后，C10201的換熱量為78.8174×106kJ/h，C10209的換熱量為13.0616×106kJ/h，C10202的換熱量為16.8051×106kJ/h，5#盤管的換熱量為47.3438×106kJ/h，轉(zhuǎn)化汽包產(chǎn)汽量為64.22t/h。汽提塔可在原產(chǎn)汽量的基礎(chǔ)上增產(chǎn)蒸汽1.998t/h。
4.1.3方案1的經(jīng)濟效益衡算
方案1的經(jīng)濟效益衡算結(jié)果如表4所示。
4.2 方案2
4.2.1優(yōu)化措施
方案2與方案1的其他優(yōu)化措施都相同，唯一不同之處在于：對于5.31～6.31t/h放空處理的富余低壓蒸汽的利用，方案1采用加熱鍋爐給水回收富余低壓蒸汽熱量的方式；方案2則采用低壓蒸汽透平(凝汽式)驅(qū)動循環(huán)水泵的方式。
4.2.2方案2的衡算結(jié)果
由計算可知，經(jīng)方案2優(yōu)化后，C10201的換熱量為78.8174×106kJ/h，C10202的換熱量為27.4983×106kJ/h，5#盤管的換熱量為47.3438×106kJ/h，轉(zhuǎn)化汽包產(chǎn)汽量為63.24t/h。汽提塔可在原產(chǎn)汽量的基礎(chǔ)上增產(chǎn)蒸汽1.477t/h。
4.2.3富余低壓蒸汽的利用方案
富余低壓蒸汽作放空處理不僅未回收低壓蒸汽所蘊涵的能量，同時也是水資源的浪費。結(jié)合川西北氣礦甲醇廠實際情況，擬采用低壓蒸汽透平(凝汽式)驅(qū)動循環(huán)水泵的方案，以利用低壓蒸汽。
經(jīng)咨詢國內(nèi)某低壓蒸汽透平制造廠商，采用凝汽式透平驅(qū)動1臺循環(huán)水泵的消耗如表5、6所示。
4.2.4方案2的經(jīng)濟效益衡算
方案2的經(jīng)濟效益衡算結(jié)果如表7。
5 優(yōu)化方案評述
聯(lián)合壓縮機透平的中壓蒸汽Ⅰ的設(shè)計耗量為14.6t/h，由于工藝條件的改變，2009年聯(lián)合壓縮機透平的中壓蒸汽Ⅰ的耗量下降為13.5t/h；因此，方案1、方案2的蒸汽系統(tǒng)均能滿足自平衡，甲醇裝置正常運行期間可停運開工鍋爐。
方案1的投資低，投資回報期可控制在0.5a內(nèi)。該方案中壓蒸汽產(chǎn)量更高，中壓蒸汽Ⅰ會出現(xiàn)富余，可考慮采用蒸汽透平回收此部分富余中壓蒸汽Ⅰ的能量，并替代電機作為適合泵或風機的動力，從而進一步降低裝置能耗水平。若考慮降低投資成本，不回收此部分富余中壓蒸汽Ⅰ能量，可減少轉(zhuǎn)化爐輔助燒嘴的燃料氣量，降低進轉(zhuǎn)化爐對流段5#盤管煙氣溫度，減少中壓蒸汽產(chǎn)量，從而控制中壓蒸汽Ⅰ放空量。
方案2與方案1對富余低壓蒸汽的利用方式不同。方案1采用加熱鍋爐給水回收富余低壓蒸汽熱量；方案2則采用低壓蒸汽透平(凝汽式)驅(qū)動循環(huán)水泵，從而可節(jié)省循環(huán)水泵的電耗，同時還可回收低壓蒸汽冷凝液，既節(jié)能又節(jié)水。方案2增加了低壓蒸汽透平機組，相較于方案1投資高一些，但經(jīng)濟效益更好，投資回報期可控制在1a內(nèi)。
以上2種方案均能解決川西北氣礦甲醇廠自2003年以來自產(chǎn)蒸汽不能滿足自平衡的問題，但著眼于長期經(jīng)濟效益來看，方案2優(yōu)于方案1。因此在投資允許的條件下，建議采用方案2的設(shè)計來對川西北氣礦甲醇廠進行優(yōu)化改造。
參考文獻
[1] 高維平，楊瑩，韓方煜.換熱網(wǎng)絡(luò)優(yōu)化節(jié)能技術(shù)[M].北京：中國石化出版社，2004：25.
[2] 李丁川，范忠.川西北氣礦甲醇廠甲醇裝置蒸汽平衡問題的分析[J].石油與天然氣化工，2001(4)：185-186.
(本文作者：馬杰1 徐菊芳2 劉煒1 袁煜1 1.中國石油西南油氣田公司川西北氣礦；2.中國石油西南油氣田公司安全環(huán)保與技術(shù)監(jiān)督研究院)
贊 賞 分享
您可以選擇一種方式贊助本站
支付寶轉(zhuǎn)賬贊助
微信轉(zhuǎn)賬贊助
- 注解：本資料由會員及群友提供僅供閱讀交流學(xué)習，不得用于商業(yè)用途！
