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冻氨法脱除微量氨工艺及板翅式换热器设计

文档作者：陈剑军１万和昌２刘晓红１文档来源：１．南昌大学环境与化学工程学院２．江西菲奈特投资开发有限公司		点击数：	更新时间： 2024年08月29日
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第５０ 卷　第５ 期
２０１２ 年１０ 月
化肥设计
Ｃｈｅｍｉｃａｌ Ｆｅｒｔｉｌｉｚｅｒ Ｄｅｓｉｇｎ Ｏｃｔ．２０１２ 冻氨法脱除微量氨工艺及板翅式换热器设计
陈剑军１ ，万和昌２ ，刘晓红１
（１．南昌大学环境与化学工程学院， 江西南昌　３３００３１；２．江西菲奈特投资开发有限公司，江西南昌　３３０００３）
摘　要： 为克服深冷法回收氨合成尾气时因氨结霜而堵塞管道的问题，提出了冻氨法脱除微量氨工艺技术。介绍
了冻氨法除氨的工艺流程、分离原理、操作规程和技术优势；对比了水洗蒸氨法除氨与冻氨法除氨的工艺条件和工
艺流程；计算了冻氨法工艺的关键设备———板翅式换热器的换热量和换热面积；从回收费用、产品收益以及对合成
氨系统的影响等方面总结了应用效果。结果表明，冻氨法脱除微量氨工艺不仅可以将氨含量降低到１０ ×１０ －６ 以
下，而且使深冷法回收氨合成尾气中的甲烷、氩、氢等资源成为可能。
关键词： 氨合成；尾气；冻氨法；脱除；微量氨；板翅式换热器
ｄｏｉ：１０．３６９６／ｊ．ｉｓｓｎ．１００４ －８９０１．２０１２．０５．００６
中图分类号： ＴＱ０５１．５　　文献标识码：Ａ　　文章编号：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　３３００３１　China；
２ Jiangxi Feinaite Investment Development Company Ltd．， Nanchang　Jiangxi　３３０００３ 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　冻氨法脱氨工艺的设计依据
氨的合成系统由于其本身的循环合成特性，在
系统运行过程中氨被逐渐分离出合成系统。由于
原料气中的惰性气体（主要有氩气、甲烷和少量的
氙、氪等）会逐渐积累而使其分压增高，导致后续的
氨合成反应效率下降，严重地影响了合成氨的产
能，且能耗大幅度上升。因此，在氨合成反应中必
须持续地将一部分循环气体放空以减少其中的惰
性气体含量。一般将这股气体称为吹除气。
同时，由于氨储罐的压力比合成系统压力低，诸
多原来溶解在液氨中的不凝性气体（主要有甲烷、氮
气、氢气以及少量的惰性气体）会从液氨中解析出
来，使氨储罐压力上升，影响储罐安全性，必须及时将
这股气流排放出来。这股气流一般称为弛放气。
目前国内大型合成氨企业中，对吹除气的处
理工艺是将吹除气经水洗后送入膜回收提氢装
置，回收部分氢气；弛放气经水洗后与膜回收后的
非渗透气混合减压，然后送入吹风炉燃烧。洗涤
下来的氨形成稀氨水，以前是当作产品销售，现稀
氨水经蒸氨生产液氨产品。现有尾气的利用方式
仅回收了其中大部分的氨和放空气中约６０％的氢
气，其余甲烷、氢气等宝贵资源被作为燃料使用，
氩气等稀有气体被放空。回收氨所采用的水洗、
蒸氨的传统方式，不仅能耗高，操作复杂，还有一
定的环境污染。
作者简介： 陈剑军（１９８７ 年－），男，浙江台州人，南昌大学环境与化
学工程学院化学工程专业在读研究生，研究方向为化工新工艺。
· １９·
　　为充分利用氨合成尾气中的甲烷、氩、氢等资
源，深冷法采用低温精馏技术将各组分逐一分离出
来。然而一直困扰技术人员的难题是由于液化过
程中原料气中带有的少量氨无法在前期彻底除去，
会在后期的深冷阶段逐渐累积在换热器或者管道
上形成结霜而堵塞管道，因此必须在低温的后期阶
段将氨含量降低到１０ ×１０－６ 以下。本文介绍的冻
氨法除氨新工艺可以成功地将原料气中的微量氨
含量降低到１０ ×１０ －６以下。
氨的三相点温度是－７７．６５ ℃，通过氮气膨胀
制冷将干燥后的原料气降温到－７７．６５ ℃以下，气
体中的氨以固体的形式凝华在板翅换热器器壁上。
当换热器器壁冻结上一定质量的固体氨后，用气氮
复温将固体氨融化，以液体的形式进入储罐备用。
通过一组板翅换热器的交替使用实现连续除氨。
笔者重点阐述冻氨法脱除微量氨的工艺特点
和技术优势，与水洗法除氨进行了比较，并计算了
板翅式换热器的换热量和换热面积。
2　水洗法、蒸氨法的工艺条件和工艺流程
2.1　工艺条件
（１）弛放气压力为２．０ ＭＰａ，温度为３７ ℃。弛
放气组成与气量见表１。
表1　弛放气组成和气量
　组分 ＣＨ４ ＮＨ３ ＣＯ２ Ｈ２ ＣＯ Ａｒ Ｎ２ 合计 含量，φ／％ １５ ３０ ０ ２０ ０ ５ ３０ １００．０００ 气量／ｍ３ · ｈ －１ ３３６ ６７５ ０ ４６４ ０ １１２ ６８８ ２２７５．０００ 注：控制指标φ（Ｈ２ Ｏ）≤１ ×１０ －６ 。
　　（２）吹除气压力为２０ ＭＰａ，温度为３７ ℃。合成
氨吹除气组成与气量见表２。
表2　合成氨吹除气组成和气量
　组分 ＣＨ４ ＮＨ３ ＣＯ２ Ｈ２ ＣＯ Ａｒ Ｎ２ 合计 含量，φ／％ ３４ ７ ０ １４ ０ １１ ３４ １００．０００ 气量／ｍ３ · ｈ －１ ８６４ １７８．５ ０ ３５５．５ ０ ２８８ ８６４ ２ ５５０．０００ 注：控制指标φ（Ｈ２ Ｏ）≤１ ×１０ －６ 。
2.2　工艺流程
水在１．３ ～１．４ ＭＰａ、３７ ℃条件下的饱和压力是
６．５６３ ×１０－３ ＭＰａ，氨在该条件下的饱和压力为
１畅３９ ＭＰａ。将来自合成的吹除气经膜回收提氢后
的放空气与氨储罐弛放气混合，含氨１８％，混合气
体在１．６ ～２．０ ＭＰａ 下从吸收塔下部入塔，与来自氨
水精馏塔塔底的稀氨水（氨含量＜１％）接触吸收得
到１０％ ～１２％的氨水， 除氨后的气体氨含量小于
０．３％，进入到下一工序。氨水进入氨水换热器与
来自精馏塔底部的稀氨水换热而被加热到１５０ ℃，
然后从塔中部进入蒸氨塔， 在１．３ ～１．４ ＭＰａ 的操
作条件下氨水中的氨被精馏提纯至９９．４％， 气氨
经冷凝器冷凝成液氨后去液氨贮罐， 部分回流维持
蒸氨塔的正常运行。
蒸氨后浓度为１％左右的稀氨水通过氨水换热
器与进入精馏塔的氨水换热冷却至７０ ℃， 然后经
水冷降温至小于３５ ℃，由循环泵加压从塔顶进入氨
吸收塔循环， 通过再沸器为氨水精馏塔提供热源。
经过精馏处理的液氨产品纯度达９９．５％以上。
3　冻氨法除氨的工艺条件和工艺流程
冻氨法脱除微量氨工艺流程见图１。
图1　冻氨法脱除微量氨工艺流程
１—１＃板翅式换热器；２—２＃板翅式换热器；３—３＃板翅式换热器
3.1　冻氨
（１）经过透平膨胀机降压后的吹除气与氨储罐
弛放气混合后压力降低到１．６ ＭＰａ，温度为－１０ ～
－２０ ℃，经分子筛干燥后进入１＃ 板翅式换热器，利
用废气中的冷量回收，将温度降低至－６５ ～－７０ ℃。
该温度下氨的饱和压力为０．０２ １８９ ＭＰａ，绝大多数
的氨在换热器中液化，原料气中氨的体积分数降低
至＜１．３６８％。液化的氨进入氨罐。
（２）原料气通入２＃ 或３＃ 换热器，使用液氮膨胀
制冷至－１５０℃以下，将原料气温度降低到－１３０ ℃。
在１．６ ＭＰａ、－１３０ ℃条件下，固体氨的饱和蒸汽压
＜１．５ ×１０ －５ ＭＰａ，当原料气中氨组分的分压高于饱
和分压时，微量的氨组分便会直接以固体的形式凝
华在板翅上而得到分离。
（３）换热后的原料气（氨含量＜１．３６８％）进入２＃
换热器，在２＃ 换热器中原料气被降温至－１３０ ℃，剩
余的氨组分以固体的形式冻结在２＃换热器板翅上。
· ２０· 化肥设计 ２０１２ 年第５０ 卷
3.2　倒塔
当２＃换热器压强降低到０．０２ ～０．０３ ＭＰａ 时切
换板翅换热器，开启ＫＲＶ１０ｂ 和ＫＲＶ０９ａ，通入高温
氮气复温将凝华在板翅上的固体氨液化。液氮充
满３＃换热器时先开启ＫＲＶ０５ａ 和ＫＲＶ０７ｂ，而后关
闭ＫＲＶ０５ｂ，使得经过１＃ 换热器后的原料气开始进
入３＃换热器，氨组分便开始冻结在３＃ 换热器板翅
上。再开启ＫＲＶ１１ａ，将２＃ 换热器中的剩余液氮返
回至液氮储罐。
3.3　排氨
开启ＫＲＶ１３ａ，使得高温氮气通入２＃ 换热器，高
温氮气来自１＃ 板翅换热器。当温度升高到该压力
下的饱和温度时，冻结在板翅上的固体氨即融化成
液氨，而后打开ＫＲＶ１２ｃ，２＃换热器中的氨便以液体
形式进入储氨罐。如此重复循环，便可将原料气中
的氨组分降低到１０ ×１０ －６ 以下。
4　冻氨法除氨的优势
4.1　高效的板翅式换热器
板翅式换热器属间壁式换热器，其主要的特点
是具有扩展的二次表面。由于板翅换热器单位体
积下的换热面积是常规列管式换热器的２ 倍～３
倍，故采用板翅换热器可以极大地缩小换热器的占
地面积，减少安装和运输成本。由于冷流体与热流
体温差仅为２ ～３ ℃（列管式换热器一般为７ ～８
℃），较小的温差可以大幅减少制冷机组的压缩比，
相对于列管式换热器极大地提高了机组的制冷效
率，减少制冷过程中的不可逆损失。
4.2　零排放、无污染
冷冻法除氨能够完全脱除氨，痕量级的氨进入
到后期的甲烷产品中，无污染。水洗蒸氨法除氨无
法做到完全除氨，会有微量的氨散发到大气环境
中。另外水洗过程中形成的稀氨水会污染地下水。
4.3　回收氨费用
按产品能耗分摊原则，采用冻氨方案对现有的
４ ８７５ ｍ３ ／ｈ 合成氨尾气进行回收利用，其中氨回收
分摊的能耗约为３００ ｋＷ· ｈ，其他循环水等消耗忽
略不计，电费按０畅５２ 元／ｋＷ· ｈ 计，氨回收费用约
为３ ７００ 元／ｄ。
采用水洗法、蒸氨法回收尾气中的氨，主要消耗
为电、脱盐水和蒸汽，其中电耗约为７０ ｋＷ· ｈ，耗脱
盐水６ ｔ／ｈ（５ 元／ｔ），消耗蒸汽４０ ｔ／ｄ（１５０ 元／ｔ） ，合计
费用约为７ ６００ 元／ｄ，是深冷冻结法的２ 倍以上。采
用深冷冻结的方式利用合成氨尾气，单氨回收一项每
年可以节约１３０ 万元（全年运行时间８ ０００ ｈ 计）。
4.4　产品收益比较
水洗法、蒸氨法仅能回收氨，其余气体在工艺
后期仅作为燃料使用，现有尾气的利用仅回收了其
中的氨和放空气中约６０％的氢气，其余甲烷、氢气
等宝贵资源被作为燃料使用，氩气等稀有气体被放
空。而冻氨法不仅能回收氨，而且能够在后期的深
冷精馏工艺中得到液化甲烷、液氩、氢气等产品，两
者在产品收益上不可同日而语。
4.5　对合成氨系统的影响
水洗法、蒸氨法除氨后的气体返回至锅炉作为燃
料，对合成氨系统的意义不大，而深冷冻氨法能够在
后期将残余气体（主要成分是氢气、氮气）返回至合
成氨系统中，此举可提高氨合成的效率和氨产量。
5　板翅式换热器的计算
5.1　基本参数
液氨年设计产量为５ １８４ ｔ，年设计运行时间为
８ ０００ ｈ，生产温度t ＝２０ ℃，原料气量为４ ８２５ ｍ３ ／ｈ，
液氨密度（三相点附近）为ρ ＝７３２．９ ｋｇ／ｍ３ ，液氨定
压比热容（三相点附近）cp ＝４．２ ｋＪ／（ｋｇ· ℃），液氨
汽化潜热（２０４ Ｋ）ΔHv ＝１ ４６０ ｋＪ／ｋｇ，除氨前原料气
平均相对分子量为１８．９３ ｋｇ／ｋｍｏｌ，除氨后原料气平
均相对分子量为１９．３６ ｋｇ／ｋｍｏｌ。
氨在三相点温度下的熔融热采用以下经验公
式［３］ 计算：
ΔHm ＝Tm
M K１
式中，Tm为熔点，Ｋ；M 为分子量；K１ 为常数，取６。
ΔHm ＝１９５．５K
１７ ×６ ＝２８８．６ （ｋＪ／ｋｇ）
5.2　换热量的计算
5.2.1　1#板翅换热器
１＃板翅换热器原料气冷却前温度T１ ＝－１５ ℃，
原料气冷却后的终点温度T２ ＝－７０ ℃，定性温度T
＝（T１ ＋T２ ） ／２ ＝－２７．５ ℃，标准状况下（０ ℃，１．０１
×１０５ Ｐａ）原料气比热容为１ ｋＪ／（ｋｇ· ℃）。原料气
氨质量分数为１６．６２％，经过１＃ 板翅换热器后混合
气体的氨质量分数为１．１６％。原料气质量M１ 和经
１＃板翅换热器后的质量M２ 计算见下式：
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）
若每小时生产液氨M氨＝６３７．８ ｋｇ／ｈ，原料气温
降为５５ ℃，则１＃板翅式换热器的换热量为：
第５ 期 陈剑军 等　冻氨法脱除微量氨工艺及板翅式换热器设计 · 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#板翅式换热器
２＃、３＃板翅式换热器原料气体冷却前温度T１ ＝
－７０ ℃，原料气冷却后的终点温度T２ ＝－１３０ ℃，
定性温度T ＝（T１ ＋T２ ）／２ ＝－１００ ℃。
经过１＃板翅式换热器的原料气氨质量分数为
１畅１６％，经过２＃ （３＃ ）板翅式换热器后混合气体的
氨质量分数为０．０００８７％，生产固体氨５２．０９ ｋｇ／ｈ，原
料气温降６０ ℃。２＃（３＃）板翅式换热器换热量为：
　　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　换热面积的计算
有关板翅式换热器两相放热系数的计算比较
复杂，在流体相变时给热系数可依据不同工况分
别计算。在空气分离设备中，液体空气、液体氧的
沸腾给热系数［３］ 取α１ ＝１ ４５４ Ｗ／ｍ２ · Ｋ，原料气的
给热系数取α２ ＝３０ Ｗ／ｍ２ · Ｋ。由于目前的计算
公式多适用于特定工况，文献上较难查找完全适
合本工况的换热系数计算公式，再者深冷状况下
还有很多物性数据无法查找，如通道两侧的的污
垢系数只能估测，因此计算结果和实际工况有一
定出入。
污垢引起的热阻主要取决于垢层厚度，采用估测
方法［３］ 取液氮侧污垢系数Rｓｉ ＝１．７２ ×１０－４ ｍ２ · Ｋ／Ｗ，
原料气侧污垢系数取Rｓｏ ＝３．４４ ×１０－４ ｍ２ · Ｋ／Ｗ，忽略
铝板热阻，总传热系数为：
K ＝ １
１α
１ ＋１α
２ ＋Rｓｉ ＋Rｓｏ
＝２８．９５（Ｗ／ｍ２ · Ｋ）
（１） １＃换热器对数平均温差为：
ΔT１ ＝（ t１ －T２ ） －（ t２ －T１ ）
ｌｎ t１ －T２
t２ －T１
　　　
＝（ －１５ ＋２０） －（ －７０ ＋１７０）
ｌｎ －１５ ＋２０
－７０ ＋１７０
＝３１．７１（℃）
（２） ２＃ （３＃ ）换热器平均温差为：
ΔT２ ＝（ －７０ －－１５０） ＋（ －１３０ －－１５０）
２ ＝５０（℃）
（３） １＃换热器所需换热面积F１ 为：
F１ ＝ Q
K· ΔT ＝ １．１５５ ×１０６ ｋＪ
３１．７１ ℃· ２８．９５（Ｗ／ｍ２ · ℃）
＝１ ２５８（ｍ２ ）
（４） ２＃ （３＃ ）换热器所需换热面积F２ 为：
F２ ＝ Q
K· ΔT ＝ ２．９７ ×１０５ ｋＪ
８０ ℃· ３０（Ｗ／ｍ２ · ℃）
＝１２３．７５（ｍ２ ）
4　结语
（１）冻氨法脱除微量氨工艺可以将氨含量降低
到１０ ×１０ －６ 以下，使得深冷法回收氨合成尾气中的
甲烷、氩、氢等资源成为可能。
（２）高效板翅式换热器极大地缩小了换热器的
占地面积，减少了安装、运输成本，极大地提高了机
组的制冷效率。
（３） １＃板翅式换热器换热量为１．１５５ ×１０６ ｋＪ／ｈ；
换热面积为１ ２５８ ｍ２ ；２＃ （３＃ ）板翅式换热器的换热
量为２．９７ ×１０５ ｋＪ／ｈ，换热面积为１２３．７５８ ｍ２ 。
参考文献：
［１］ 刘善泽，张国军．我公司合成氨尾气的综合利用［Ｊ］．中氮肥，
２０００（５）：１６ －１７．
［２］ 董其伍，张垚．换热器［Ｍ］．北京：化学工业出版社，２００９．３３５．
［３］ 吴德荣，等．化工工艺设计手册［Ｍ］．北京：化学工业出版社，第
４ 版，２００９．１２１５．
收稿日期： ２０１２－０５－１６
行业信息
河南煤化集团20 万t ／a 煤制乙二醇项目竣工投产
河南煤化集团２０ 万ｔ／ａ 煤制乙二醇项目２０１２ 年７ 月２６ 日在河南新乡竣工投产。该项目总概算投资３１ 亿元，采用中科
院世界首创、具有自主知识产权的煤制乙二醇核心技术，开辟了非石油路线生产乙二醇的新途径，成为全国首套煤制乙二醇
工业化生产运行装置。装置正式投产后可年产乙二醇２０ 万ｔ，实现年销售收入１５ 亿元，年利税总额１畅８ 亿元。
据悉，此次投产的项目是河南煤化集团与通辽金煤化工有限公司合资成立的永金公司负责建设的５ 个２０ 万ｔ／ａ 煤制乙
二醇项目之一。永金公司位于河南濮阳、永城、安阳的其余３ 个２０ 万ｔ／ａ 乙二醇项目也将于２０１２ 年内陆续建成投产，河南洛
阳项目将于２０１３ 年建成投产。这５ 个２０ 万ｔ／ａ 煤制乙二醇项目全部建成后，将形成１００ 万ｔ／ａ 乙二醇的生产规模，届时河南
省将成为全球最大的煤制乙二醇生产基地。（汪家铭）

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