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凍氨法脫除微量氨工藝及板翅式換熱器設計

文檔作者：陳劍軍１萬和昌２劉曉紅１文檔來源：１．南昌大學環(huán)境與化學工程學院２．江西菲奈特投資開發(fā)有限公司		點擊數：	更新時間： 2024年08月29日
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第５０ 卷　第５ 期
２０１２ 年１０ 月
化肥設計
Ｃｈｅｍｉｃａｌ Ｆｅｒｔｉｌｉｚｅｒ Ｄｅｓｉｇｎ Ｏｃｔ．２０１２ 凍氨法脫除微量氨工藝及板翅式換熱器設計
陳劍軍１ ，萬和昌２ ，劉曉紅１
（１．南昌大學環(huán)境與化學工程學院， 江西南昌　３３００３１；２．江西菲奈特投資開發(fā)有限公司，江西南昌?。常常埃埃埃常?
摘　要： 為克服深冷法回收氨合成尾氣時因氨結霜而堵塞管道的問題，提出了凍氨法脫除微量氨工藝技術。介紹
了凍氨法除氨的工藝流程、分離原理、操作規(guī)程和技術優(yōu)勢；對比了水洗蒸氨法除氨與凍氨法除氨的工藝條件和工
藝流程；計算了凍氨法工藝的關鍵設備———板翅式換熱器的換熱量和換熱面積；從回收費用、產品收益以及對合成
氨系統的影響等方面總結了應用效果。結果表明，凍氨法脫除微量氨工藝不僅可以將氨含量降低到１０ ×１０ －６ 以
下，而且使深冷法回收氨合成尾氣中的甲烷、氬、氫等資源成為可能。
關鍵詞： 氨合成；尾氣；凍氨法；脫除；微量氨；板翅式換熱器
ｄｏｉ：１０．３６９６／ｊ．ｉｓｓｎ．１００４ －８９０１．２０１２．０５．００６
中圖分類號： ＴＱ０５１．５　　文獻標識碼：Ａ　　文章編號：１００４ －８９０１（２０１２）０５ －００１９ －０４
Process of Removal of Trace Ammonia by Frozen Ammonia and Design of Plate-fin Heat Exchanger
ＣＨＥＮ Ｊｉａｎ-ｊｕｎ， ＷＡＮ Ｈｅ-ｃｈａｎｇ， ＬＩＵ Ｘｉａｏ-ｈｏｎｇ
（１ Environment and Chemical Engineering College， Nanchang University， Nanchang Jiangxi?。常常埃埃常薄hina；
２ Jiangxi Feinaite Investment Development Company Ltd．， Nanchang　Jiangxi?。常常埃埃埃?China）
Abstract：Ｉｎ ｏｒｄｅｒ ｔｏ ｏｖｅｒｃｏｍｅ ｐｒｏｂｌｅｍ ｔｈａｔ ｐｉｐｉｎｇ ｂｌｏｃｋａｇｅ ｄｕｅ ｔｏ ａｍｍｏｎｉａ ｆｒｏｓｔ ｗｈｅｎ ｒｅｃｏｖｅｒｉｎｇ ｔａｉｌ ｇａｓ ｉｎ ｓｙｎｔｈｅｔｉｃ ａｍｍｏｎｉａ ｂｙ ｍｅａｎｓ ｏｆ ｄｅｅｐ
ｃｏｌｄ ｍｅｔｈｏｄ， ｐｒｏｃｅｓｓ ｔｅｃｈｎｏｌｏｇｙ ｆｏｒ ｒｅｍｏｖａｌ ｏｆ ｔｒａｃｅ ａｍｍｏｎｉａ ｂｙ ｆｒｏｚｅｎ ａｍｍｏｎｉａ ｍｅｔｈｏｄ ｗａｓ ｓｕｇｇｅｓｔｅｄ．Ａｕｔｈｏｒ ｈａｓ ｉｎｔｒｏｄｕｃｅｄ ｔｈｅ ｐｒｏｃｅｓｓ ｆｌｏｗ， ｓｅｐａｒａｔｉｏｎ
ｐｒｉｎｃｉｐｌｅ， ｏｐｅｒａｔｉｎｇ ｒｅｇｕｌａｔｉｏｎ ａｎｄ ｔｅｃｈｎｉｃａｌ ｓｕｐｅｒｉｏｒｉｔｙ ｆｏｒ ｒｅｍｏｖａｌ ｏｆ ａｍｍｏｎｉａ ｂｙ ｆｒｏｚｅｎ ａｍｍｏｎｉａ ｍｅｔｈｏｄ； ｈａｓ ｃｏｍｐａｒｅｄ ｔｈｅ ｐｒｏｃｅｓｓ ｃｏｎｄｉｔｉｏｎ ａｎｄ
ｐｒｏｃｅｓｓ ｆｌｏｗ ｃｏｎｃｅｒｎｉｎｇ ｒｅｍｏｖａｌ ｏｆ ａｍｍｏｎｉａ ｂｙ ｗａｔｅｒ ｗａｓｈｉｎｇ ａｎｄ ａｍｍｏｎｉａ ｅｖａｐｏｒａｔｉｏｎ ｍｅｔｈｏｄ ｗｉｔｈ ｒｅｍｏｖａｌ ｏｆ ａｍｍｏｎｉａ ｂｙ ｆｒｏｚｅｎ ａｍｍｏｎｉａ ｍｅｔｈｏｄ ； ｈａｓ
ｃａｌｃｕｌａｔｅｄ ｔｈｅ ｈｅａｔ ｄｕｔｙ ｅｘｃｈａｎｇｅｄ ａｎｄ ｈｅａｔ ｅｘｃｈａｎｇｅ ａｒｅａ ｏｆ ｋｅｙ ｅｑｕｉｐｍｅｎｔ-ｐｌａｔｅ-ｆｉｎ ｈｅａｔ ｅｘｃｈａｎｇｅｒ ｆｏｒ ｐｒｏｃｅｓｓ ｏｆ ｆｒｏｚｅｎ ａｍｍｏｎｉａ ｍｅｔｈｏｄ； ａｐｐｌｉｃａｔｉｏｎ
ｅｆｆｅｃｔ ｗａｓ ｓｕｍｍａｒｉｚｅｄ ｆｒｏｍ ａｓｐｅｃｔｓ ｏｆ ｃｏｓｔ ｒｅｃｏｖｅｒｙ， ｐｒｏｄｕｃｔ ｇａｉｎ ａｎｄ ｉｎｆｌｕｅｎｃｅ ｏｎ ｓｙｎｔｈｅｔｉｃ ａｍｍｏｎｉａ ｓｙｓｔｅｍ ａｎｄ ｓｏ ｏｎ．Ｒｅｓｕｌｔ ｉｎｄｉｃａｔｅｓ ｔｈａｔ ｐｒｏｃｅｓｓ ａｂｏｕｔ
ｒｅｍｏｖａｌ ｏｆ ｔｒａｃｅ ａｍｍｏｎｉａ ｂｙ ｆｒｏｚｅｎ ａｍｍｏｎｉａ ｍｅｔｈｏｄ ｃａｎ ｒｅｄｕｃｅ ｔｈｅ ａｍｍｏｎｉａ ｃｏｎｔｅｎｔ ｂｅｌｏｗ ｔｏ １０ ×１０６ ， ｍａｋｅ ｒｅｃｏｖｅｒｉｎｇ ｒｅｓｏｕｒｃｅ ｏｆ ｍｅｔｈａｎｅ， ａｒｇｏｎ
ａｎｄ ｈｙｄｒｏｇｅｎ ｅｔｃ．ｂｙ ｄｅｅｐ ｃｏｌｄ ｍｅｔｈｏｄ ｂｅｉｎｇ ｐｏｓｓｉｂｌｅ．
Key words：ａｍｍｏｎｉａ ｓｙｎｔｈｅｓｉｓ； ｔａｉｌ ｇａｓ； ｆｒｏｚｅｎ ａｍｍｏｎｉａ ｍｅｔｈｏｄ； ｒｅｍｏｖａｌ； ｔｒａｃｅ ａｍｍｏｎｉａ；ｐｌａｔｅ-ｆｉｎ ｈｅａｔ ｅｘｃｈａｎｇｅｒ
ｄｏｉ：１０．３６９６ ／ｊ．ｉｓｓｎ．１００４ －８９０１．２０１２．０５．００６
1　凍氨法脫氨工藝的設計依據
氨的合成系統由于其本身的循環(huán)合成特性，在
系統運行過程中氨被逐漸分離出合成系統。由于
原料氣中的惰性氣體（主要有氬氣、甲烷和少量的
氙、氪等）會逐漸積累而使其分壓增高，導致后續(xù)的
氨合成反應效率下降，嚴重地影響了合成氨的產
能，且能耗大幅度上升。因此，在氨合成反應中必
須持續(xù)地將一部分循環(huán)氣體放空以減少其中的惰
性氣體含量。一般將這股氣體稱為吹除氣。
同時，由于氨儲罐的壓力比合成系統壓力低，諸
多原來溶解在液氨中的不凝性氣體（主要有甲烷、氮
氣、氫氣以及少量的惰性氣體）會從液氨中解析出
來，使氨儲罐壓力上升，影響儲罐安全性，必須及時將
這股氣流排放出來。這股氣流一般稱為弛放氣。
目前國內大型合成氨企業(yè)中，對吹除氣的處
理工藝是將吹除氣經水洗后送入膜回收提氫裝
置，回收部分氫氣；弛放氣經水洗后與膜回收后的
非滲透氣混合減壓，然后送入吹風爐燃燒。洗滌
下來的氨形成稀氨水，以前是當作產品銷售，現稀
氨水經蒸氨生產液氨產品。現有尾氣的利用方式
僅回收了其中大部分的氨和放空氣中約６０％的氫
氣，其余甲烷、氫氣等寶貴資源被作為燃料使用，
氬氣等稀有氣體被放空?；厥瞻彼捎玫乃?、
蒸氨的傳統方式，不僅能耗高，操作復雜，還有一
定的環(huán)境污染。
作者簡介： 陳劍軍（１９８７ 年－），男，浙江臺州人，南昌大學環(huán)境與化
學工程學院化學工程專業(yè)在讀研究生，研究方向為化工新工藝。
· １９·
　　為充分利用氨合成尾氣中的甲烷、氬、氫等資
源，深冷法采用低溫精餾技術將各組分逐一分離出
來。然而一直困擾技術人員的難題是由于液化過
程中原料氣中帶有的少量氨無法在前期徹底除去，
會在后期的深冷階段逐漸累積在換熱器或者管道
上形成結霜而堵塞管道，因此必須在低溫的后期階
段將氨含量降低到１０ ×１０－６ 以下。本文介紹的凍
氨法除氨新工藝可以成功地將原料氣中的微量氨
含量降低到１０ ×１０ －６以下。
氨的三相點溫度是－７７．６５ ℃，通過氮氣膨脹
制冷將干燥后的原料氣降溫到－７７．６５ ℃以下，氣
體中的氨以固體的形式凝華在板翅換熱器器壁上。
當換熱器器壁凍結上一定質量的固體氨后，用氣氮
復溫將固體氨融化，以液體的形式進入儲罐備用。
通過一組板翅換熱器的交替使用實現連續(xù)除氨。
筆者重點闡述凍氨法脫除微量氨的工藝特點
和技術優(yōu)勢，與水洗法除氨進行了比較，并計算了
板翅式換熱器的換熱量和換熱面積。
2　水洗法、蒸氨法的工藝條件和工藝流程
2.1　工藝條件
（１）弛放氣壓力為２．０ ＭＰａ，溫度為３７ ℃。弛
放氣組成與氣量見表１。
表1　弛放氣組成和氣量
　組分 ＣＨ４ ＮＨ３ ＣＯ２ Ｈ２ ＣＯ Ａｒ Ｎ２ 合計 含量，φ／％ １５ ３０ ０ ２０ ０ ５ ３０ １００．０００ 氣量／ｍ３ · ｈ －１ ３３６ ６７５ ０ ４６４ ０ １１２ ６８８ ２２７５．０００ 注：控制指標φ（Ｈ２ Ｏ）≤１ ×１０ －６ 。
　　（２）吹除氣壓力為２０ ＭＰａ，溫度為３７ ℃。合成
氨吹除氣組成與氣量見表２。
表2　合成氨吹除氣組成和氣量
　組分 ＣＨ４ ＮＨ３ ＣＯ２ Ｈ２ ＣＯ Ａｒ Ｎ２ 合計 含量，φ／％ ３４ ７ ０ １４ ０ １１ ３４ １００．０００ 氣量／ｍ３ · ｈ －１ ８６４ １７８．５ ０ ３５５．５ ０ ２８８ ８６４ ２ ５５０．０００ 注：控制指標φ（Ｈ２ Ｏ）≤１ ×１０ －６ 。
2.2　工藝流程
水在１．３ ～１．４ ＭＰａ、３７ ℃條件下的飽和壓力是
６．５６３ ×１０－３ ＭＰａ，氨在該條件下的飽和壓力為
１暢３９ ＭＰａ。將來自合成的吹除氣經膜回收提氫后
的放空氣與氨儲罐弛放氣混合，含氨１８％，混合氣
體在１．６ ～２．０ ＭＰａ 下從吸收塔下部入塔，與來自氨
水精餾塔塔底的稀氨水（氨含量＜１％）接觸吸收得
到１０％ ～１２％的氨水， 除氨后的氣體氨含量小于
０．３％，進入到下一工序。氨水進入氨水換熱器與
來自精餾塔底部的稀氨水換熱而被加熱到１５０ ℃，
然后從塔中部進入蒸氨塔， 在１．３ ～１．４ ＭＰａ 的操
作條件下氨水中的氨被精餾提純至９９．４％， 氣氨
經冷凝器冷凝成液氨后去液氨貯罐， 部分回流維持
蒸氨塔的正常運行。
蒸氨后濃度為１％左右的稀氨水通過氨水換熱
器與進入精餾塔的氨水換熱冷卻至７０ ℃， 然后經
水冷降溫至小于３５ ℃，由循環(huán)泵加壓從塔頂進入氨
吸收塔循環(huán)， 通過再沸器為氨水精餾塔提供熱源。
經過精餾處理的液氨產品純度達９９．５％以上。
3　凍氨法除氨的工藝條件和工藝流程
凍氨法脫除微量氨工藝流程見圖１。
圖1　凍氨法脫除微量氨工藝流程
１—１＃板翅式換熱器；２—２＃板翅式換熱器；３—３＃板翅式換熱器
3.1　凍氨
（１）經過透平膨脹機降壓后的吹除氣與氨儲罐
弛放氣混合后壓力降低到１．６ ＭＰａ，溫度為－１０ ～
－２０ ℃，經分子篩干燥后進入１＃ 板翅式換熱器，利
用廢氣中的冷量回收，將溫度降低至－６５ ～－７０ ℃。
該溫度下氨的飽和壓力為０．０２ １８９ ＭＰａ，絕大多數
的氨在換熱器中液化，原料氣中氨的體積分數降低
至＜１．３６８％。液化的氨進入氨罐。
（２）原料氣通入２＃ 或３＃ 換熱器，使用液氮膨脹
制冷至－１５０℃以下，將原料氣溫度降低到－１３０ ℃。
在１．６ ＭＰａ、－１３０ ℃條件下，固體氨的飽和蒸汽壓
＜１．５ ×１０ －５ ＭＰａ，當原料氣中氨組分的分壓高于飽
和分壓時，微量的氨組分便會直接以固體的形式凝
華在板翅上而得到分離。
（３）換熱后的原料氣（氨含量＜１．３６８％）進入２＃
換熱器，在２＃ 換熱器中原料氣被降溫至－１３０ ℃，剩
余的氨組分以固體的形式凍結在２＃換熱器板翅上。
· ２０· 化肥設計 ２０１２ 年第５０ 卷
3.2　倒塔
當２＃換熱器壓強降低到０．０２ ～０．０３ ＭＰａ 時切
換板翅換熱器，開啟ＫＲＶ１０ｂ 和ＫＲＶ０９ａ，通入高溫
氮氣復溫將凝華在板翅上的固體氨液化。液氮充
滿３＃換熱器時先開啟ＫＲＶ０５ａ 和ＫＲＶ０７ｂ，而后關
閉ＫＲＶ０５ｂ，使得經過１＃ 換熱器后的原料氣開始進
入３＃換熱器，氨組分便開始凍結在３＃ 換熱器板翅
上。再開啟ＫＲＶ１１ａ，將２＃ 換熱器中的剩余液氮返
回至液氮儲罐。
3.3　排氨
開啟ＫＲＶ１３ａ，使得高溫氮氣通入２＃ 換熱器，高
溫氮氣來自１＃ 板翅換熱器。當溫度升高到該壓力
下的飽和溫度時，凍結在板翅上的固體氨即融化成
液氨，而后打開ＫＲＶ１２ｃ，２＃換熱器中的氨便以液體
形式進入儲氨罐。如此重復循環(huán)，便可將原料氣中
的氨組分降低到１０ ×１０ －６ 以下。
4　凍氨法除氨的優(yōu)勢
4.1　高效的板翅式換熱器
板翅式換熱器屬間壁式換熱器，其主要的特點
是具有擴展的二次表面。由于板翅換熱器單位體
積下的換熱面積是常規(guī)列管式換熱器的２ 倍～３
倍，故采用板翅換熱器可以極大地縮小換熱器的占
地面積，減少安裝和運輸成本。由于冷流體與熱流
體溫差僅為２ ～３ ℃（列管式換熱器一般為７ ～８
℃），較小的溫差可以大幅減少制冷機組的壓縮比，
相對于列管式換熱器極大地提高了機組的制冷效
率，減少制冷過程中的不可逆損失。
4.2　零排放、無污染
冷凍法除氨能夠完全脫除氨，痕量級的氨進入
到后期的甲烷產品中，無污染。水洗蒸氨法除氨無
法做到完全除氨，會有微量的氨散發(fā)到大氣環(huán)境
中。另外水洗過程中形成的稀氨水會污染地下水。
4.3　回收氨費用
按產品能耗分攤原則，采用凍氨方案對現有的
４ ８７５ ｍ３ ／ｈ 合成氨尾氣進行回收利用，其中氨回收
分攤的能耗約為３００ ｋＷ· ｈ，其他循環(huán)水等消耗忽
略不計，電費按０暢５２ 元／ｋＷ· ｈ 計，氨回收費用約
為３ ７００ 元／ｄ。
采用水洗法、蒸氨法回收尾氣中的氨，主要消耗
為電、脫鹽水和蒸汽，其中電耗約為７０ ｋＷ· ｈ，耗脫
鹽水６ ｔ／ｈ（５ 元／ｔ），消耗蒸汽４０ ｔ／ｄ（１５０ 元／ｔ） ，合計
費用約為７ ６００ 元／ｄ，是深冷凍結法的２ 倍以上。采
用深冷凍結的方式利用合成氨尾氣，單氨回收一項每
年可以節(jié)約１３０ 萬元（全年運行時間８ ０００ ｈ 計）。
4.4　產品收益比較
水洗法、蒸氨法僅能回收氨，其余氣體在工藝
后期僅作為燃料使用，現有尾氣的利用僅回收了其
中的氨和放空氣中約６０％的氫氣，其余甲烷、氫氣
等寶貴資源被作為燃料使用，氬氣等稀有氣體被放
空。而凍氨法不僅能回收氨，而且能夠在后期的深
冷精餾工藝中得到液化甲烷、液氬、氫氣等產品，兩
者在產品收益上不可同日而語。
4.5　對合成氨系統的影響
水洗法、蒸氨法除氨后的氣體返回至鍋爐作為燃
料，對合成氨系統的意義不大，而深冷凍氨法能夠在
后期將殘余氣體（主要成分是氫氣、氮氣）返回至合
成氨系統中，此舉可提高氨合成的效率和氨產量。
5　板翅式換熱器的計算
5.1　基本參數
液氨年設計產量為５ １８４ ｔ，年設計運行時間為
８ ０００ ｈ，生產溫度t ＝２０ ℃，原料氣量為４ ８２５ ｍ３ ／ｈ，
液氨密度（三相點附近）為ρ ＝７３２．９ ｋｇ／ｍ３ ，液氨定
壓比熱容（三相點附近）cp ＝４．２ ｋＪ／（ｋｇ· ℃），液氨
汽化潛熱（２０４ Ｋ）ΔHv ＝１ ４６０ ｋＪ／ｋｇ，除氨前原料氣
平均相對分子量為１８．９３ ｋｇ／ｋｍｏｌ，除氨后原料氣平
均相對分子量為１９．３６ ｋｇ／ｋｍｏｌ。
氨在三相點溫度下的熔融熱采用以下經驗公
式［３］ 計算：
ΔHm ＝Tm
M K１
式中，Tm為熔點，Ｋ；M 為分子量；K１ 為常數，?。?。
ΔHm ＝１９５．５K
１７ ×６ ＝２８８．６ （ｋＪ／ｋｇ）
5.2　換熱量的計算
5.2.1　1#板翅換熱器
１＃板翅換熱器原料氣冷卻前溫度T１ ＝－１５ ℃，
原料氣冷卻后的終點溫度T２ ＝－７０ ℃，定性溫度T
＝（T１ ＋T２ ） ／２ ＝－２７．５ ℃，標準狀況下（０ ℃，１．０１
×１０５ Ｐａ）原料氣比熱容為１ ｋＪ／（ｋｇ· ℃）。原料氣
氨質量分數為１６．６２％，經過１＃ 板翅換熱器后混合
氣體的氨質量分數為１．１６％。原料氣質量M１ 和經
１＃板翅換熱器后的質量M２ 計算見下式：
M１ ＝４ ８２５ ｍ３ ／ｈ
２２．４ Ｌ／ｍｏｌ ×１８．９３ ＝４ ０７７．６ （ｋｇ／ｈ）　
M２ ＝４ ０７７．６ ｋｇ／ｈ ×（１ －１６．２％）
１ －１．１６％
＝３ ４３９．８ （ｋｇ／ｈ）
若每小時生產液氨M氨＝６３７．８ ｋｇ／ｈ，原料氣溫
降為５５ ℃，則１＃板翅式換熱器的換熱量為：
第５ 期 陳劍軍 等　凍氨法脫除微量氨工藝及板翅式換熱器設計 · ２１·
Q ＝１ ４６０ ｋＪ／ｋｇ ×６３７．８ ｋｇ ＋４ ０７７ ｋｇ／ｈ ×
１ ｋＪ／（ｋｇ· ℃） ×５５ ℃
＝１．１５５ ×１０６ （ｋＪ／ｈ）
5.2.2　2# 、3#板翅式換熱器
２＃、３＃板翅式換熱器原料氣體冷卻前溫度T１ ＝
－７０ ℃，原料氣冷卻后的終點溫度T２ ＝－１３０ ℃，
定性溫度T ＝（T１ ＋T２ ）／２ ＝－１００ ℃。
經過１＃板翅式換熱器的原料氣氨質量分數為
１暢１６％，經過２＃ （３＃ ）板翅式換熱器后混合氣體的
氨質量分數為０．０００８７％，生產固體氨５２．０９ ｋｇ／ｈ，原
料氣溫降６０ ℃。２＃（３＃）板翅式換熱器換熱量為：
　　Q２ ＝５２．０９ ｋｇ ×（１４６０ ＋２８８．６）ｋＪ／ｋｇ ＋
３ ４３９．８ ｋｇ／ｈ ×１ ｋＪ／（ｋｇ· ℃） ×６０ ℃
＝２．９７ ×１０５ （ ｋＪ／ｈ）
5.3　換熱面積的計算
有關板翅式換熱器兩相放熱系數的計算比較
復雜，在流體相變時給熱系數可依據不同工況分
別計算。在空氣分離設備中，液體空氣、液體氧的
沸騰給熱系數［３］ 取α１ ＝１ ４５４ Ｗ／ｍ２ · Ｋ，原料氣的
給熱系數取α２ ＝３０ Ｗ／ｍ２ · Ｋ。由于目前的計算
公式多適用于特定工況，文獻上較難查找完全適
合本工況的換熱系數計算公式，再者深冷狀況下
還有很多物性數據無法查找，如通道兩側的的污
垢系數只能估測，因此計算結果和實際工況有一
定出入。
污垢引起的熱阻主要取決于垢層厚度，采用估測
方法［３］ 取液氮側污垢系數Rｓｉ ＝１．７２ ×１０－４ ｍ２ · Ｋ／Ｗ，
原料氣側污垢系數取Rｓｏ ＝３．４４ ×１０－４ ｍ２ · Ｋ／Ｗ，忽略
鋁板熱阻，總傳熱系數為：
K ＝ １
１α
１ ＋１α
２ ＋Rｓｉ ＋Rｓｏ
＝２８．９５（Ｗ／ｍ２ · Ｋ）
（１） １＃換熱器對數平均溫差為：
ΔT１ ＝（ t１ －T２ ） －（ t２ －T１ ）
ｌｎ t１ －T２
t２ －T１
　　　
＝（ －１５ ＋２０） －（ －７０ ＋１７０）
ｌｎ －１５ ＋２０
－７０ ＋１７０
＝３１．７１（℃）
（２） ２＃ （３＃ ）換熱器平均溫差為：
ΔT２ ＝（ －７０ －－１５０） ＋（ －１３０ －－１５０）
２ ＝５０（℃）
（３） １＃換熱器所需換熱面積F１ 為：
F１ ＝ Q
K· ΔT ＝ １．１５５ ×１０６ ｋＪ
３１．７１ ℃· ２８．９５（Ｗ／ｍ２ · ℃）
＝１ ２５８（ｍ２ ）
（４） ２＃ （３＃ ）換熱器所需換熱面積F２ 為：
F２ ＝ Q
K· ΔT ＝ ２．９７ ×１０５ ｋＪ
８０ ℃· ３０（Ｗ／ｍ２ · ℃）
＝１２３．７５（ｍ２ ）
4　結語
（１）凍氨法脫除微量氨工藝可以將氨含量降低
到１０ ×１０ －６ 以下，使得深冷法回收氨合成尾氣中的
甲烷、氬、氫等資源成為可能。
（２）高效板翅式換熱器極大地縮小了換熱器的
占地面積，減少了安裝、運輸成本，極大地提高了機
組的制冷效率。
（３） １＃板翅式換熱器換熱量為１．１５５ ×１０６ ｋＪ／ｈ；
換熱面積為１ ２５８ ｍ２ ；２＃ （３＃ ）板翅式換熱器的換熱
量為２．９７ ×１０５ ｋＪ／ｈ，換熱面積為１２３．７５８ ｍ２ 。
參考文獻：
［１］ 劉善澤，張國軍．我公司合成氨尾氣的綜合利用［Ｊ］．中氮肥，
２０００（５）：１６ －１７．
［２］ 董其伍，張垚．換熱器［Ｍ］．北京：化學工業(yè)出版社，２００９．３３５．
［３］ 吳德榮，等．化工工藝設計手冊［Ｍ］．北京：化學工業(yè)出版社，第
４ 版，２００９．１２１５．
收稿日期： ２０１２－０５－１６
行業(yè)信息
河南煤化集團20 萬t ／a 煤制乙二醇項目竣工投產
河南煤化集團２０ 萬ｔ／ａ 煤制乙二醇項目２０１２ 年７ 月２６ 日在河南新鄉(xiāng)竣工投產。該項目總概算投資３１ 億元，采用中科
院世界首創(chuàng)、具有自主知識產權的煤制乙二醇核心技術，開辟了非石油路線生產乙二醇的新途徑，成為全國首套煤制乙二醇
工業(yè)化生產運行裝置。裝置正式投產后可年產乙二醇２０ 萬ｔ，實現年銷售收入１５ 億元，年利稅總額１暢８ 億元。
據悉，此次投產的項目是河南煤化集團與通遼金煤化工有限公司合資成立的永金公司負責建設的５ 個２０ 萬ｔ／ａ 煤制乙
二醇項目之一。永金公司位于河南濮陽、永城、安陽的其余３ 個２０ 萬ｔ／ａ 乙二醇項目也將于２０１２ 年內陸續(xù)建成投產，河南洛
陽項目將于２０１３ 年建成投產。這５ 個２０ 萬ｔ／ａ 煤制乙二醇項目全部建成后，將形成１００ 萬ｔ／ａ 乙二醇的生產規(guī)模，屆時河南
省將成為全球最大的煤制乙二醇生產基地。（汪家銘）

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