甲烷馏分的各设计参数：流量10609m3/h，压力01135MPa（A）（压缩前），温度35e，体积组成CO13188，H22138，CH478121，N2 Ar5156.在主换热器中，上部参加换热的介质是经液氮洗涤后的合成气和喷入合成气中的液氮，*终被复热到-65e.下部参加换热的介质大部分为液态的尾气馏分。　　液氮洗工号由法国液空公司设计，主换热器由日本住友设计制作，采用板翅式换热器。改造原因1）甲烷馏分组成严重偏离设计值。液氮洗工号自原始开车到1999年3月，运行负荷在40?之间，中抽温度T2在-143-155e之间波动，达不到设计-167e，**分离器中始终不能产生液体，失去了分离甲烷的作用。　　所有的甲烷集中在第二分离器中。甲烷馏分中甲烷浓度低，一氧化碳浓度高，严重偏离设计值。2）合成氨系统投入高产出低。与设计值比较，1998年合成氨系统造气炉产气量为101，产出合成氨仅有82，另外，19被浪费。　　3）甲烷转化工号操作维护困难。实际运行中甲烷馏分中的一氧化碳含量超标，是设计含量的2倍以上，造成甲烷转化工号预变换炉严重超负荷运行，炉温高且出口一氧化碳时常超标，进入甲烷转化炉后，不可避免要发生析碳，导致转化催化剂使用寿命短，平均只有6个月。　　原因分析造成甲烷馏分达不到设计值的原因实际运行中T2只有-151e，甲烷在此处不能冷凝。高浓度甲烷馏分没有分离出来，高浓度甲烷液体和低浓度甲烷液体全部在第二分离器中分离，混合后送出的甲烷馏分中甲烷含量低；因为主换热器底部温度过低，一氧化碳冷凝量增加，导致甲烷馏分中一氧化碳浓度增大。　　冷损大的原因分析由于主换热器中抽温度T2和底部温度T3均偏离设计值；甲烷馏分组成发生变化，蒸发温度改变，波及整个液氮洗装置运行工况发生变化，各换热器不能按照设计意运行，热端温差加大。气体带出冷量增加是冷损增大的主要原因之一。　　确定存在问题的部位甲烷馏分全部在主换热器中[url=http://www.51leng.com/news/html/zcfg/475.html]冷凝[/url]。综观主换热器的运行情况，底部净化气的出口温度（-188e）、净化气组成能够达到或者超过设计值，应该冷凝的组分在主换热器中已经全部冷凝，并且被复热的合成气可以达到-65e，可以认为冷热物料基本上是平衡的，整体的换热能力能够达到工艺要求，问题出自换热器各段的温度分布不合理，应该从主换热器内部找原因。　　主换热器问题分析从（改造前）可以看出，主换热器可以分为3段：段为净化气被冷却和大量的甲烷冷凝区，净化气经过该段之后，温度降到-167e（设计）。ò段为经**次分离甲烷后的净化气深冷区。净化气继续与具有高品位冷量的合成气换热，温度进一步下降至大约-177e左右。ó段为净化气再深冷区，与其换热的介质是经过闪蒸的气液混合的尾气馏分。　　改造前后主换热器示意A1）净化气入口；A2）中抽出口；A3）中抽入口；A4）净化气出口；B1）合成气入口；B2）合成气出口；BL、BLL）液氮入口处；C1）尾气馏分入口；C2）尾气馏分出口经过核算，段、ò段的物料、热量是平衡的，能够使下部净化气温度达到设计温度，段、ò段整体与工艺要求不矛盾。问题出自段、ò段传热面积的分布上。进一步核算后发现，段与ò段的传热面积全部达到了理论值，但段的后备量明显不足，而ò段的后备量太大，造成传热下移，各点的温度分布发生变化，即甲烷冷凝全部集中在ò段，段出口分离不出甲烷液体。对段、ò段的传热面积需要重新调整。ó段是另外的介质与净化气换热，且在换热器末端，对段、ò段几乎没有影响。　　实施改造主换热器是整体组装的板翅式换热器，对原换热器改造只能是减少ò段传热面积，可以采用堵塞部分ò段通道的方法，但ò段、ó段的通道是一个整体，堵塞ò段部分通道相当于ó段部分通道也被堵塞，势必影响ó段传热，并且段后备量不足的问题不能得到解决。因为结构特殊，除堵塞通道之外别无选择，所以对原换热器改造是不可能的。综合施工周期等因素，决定重新制作主换热器。重新制作的主换热器的基本情况（改造后）。