甲烷餾分的各設計參數(shù)：流量10609m3/h，壓力01135MPa（A）（壓縮前），溫度35e，體積組成CO13188，H22138，CH478121，N2 Ar5156.在主換熱器中，上部參加換熱的介質(zhì)是經(jīng)液氮洗滌后的合成氣和噴入合成氣中的液氮，最終被復熱到-65e.下部參加換熱的介質(zhì)大部分為液態(tài)的尾氣餾分。
液氮洗工號由法國液空公司設計，主換熱器由日本住友設計制作，采用板翅式換熱器。改造原因1）甲烷餾分組成嚴重偏離設計值。液氮洗工號自原始開車到1999年3月，運行負荷在-143-155e之間波動，達不到設計-167e，第一分離器中始終不能產(chǎn)生液體，失去了分離甲烷的作用。
所有的甲烷集中在第二分離器中。甲烷餾分中甲烷濃度低，一氧化碳濃度高，嚴重偏離設計值。2）合成氨系統(tǒng)投入高產(chǎn)出低。與設計值比較，1998年合成氨系統(tǒng)造氣爐產(chǎn)氣量為101，產(chǎn)出合成氨僅有82，另外，19被浪費。
3）甲烷轉化工號操作維護困難。實際運行中甲烷餾分中的一氧化碳含量超標，是設計含量的2倍以上，造成甲烷轉化工號預變換爐嚴重超負荷運行，爐溫高且出口一氧化碳時常超標，進入甲烷轉化爐后，不可避免要發(fā)生析碳，導致轉化催化劑使用壽命短，平均只有6個月。
原因分析造成甲烷餾分達不到設計值的原因?qū)嶋H運行中T2只有-151e，甲烷在此處不能冷凝。高濃度甲烷餾分沒有分離出來，高濃度甲烷液體和低濃度甲烷液體全部在第二分離器中分離，混合后送出的甲烷餾分中甲烷含量低；因為主換熱器底部溫度過低，一氧化碳冷凝量增加，導致甲烷餾分中一氧化碳濃度增大。
冷損大的原因分析由于主換熱器中抽溫度T2和底部溫度T3均偏離設計值；甲烷餾分組成發(fā)生變化，蒸發(fā)溫度改變，波及整個液氮洗裝置運行工況發(fā)生變化，各換熱器不能按照設計意運行，熱端溫差加大。氣體帶出冷量增加是冷損增大的主要原因之一。
確定存在問題的部位甲烷餾分全部在主換熱器中冷凝。綜觀主換熱器的運行情況，底部凈化氣的出口溫度（-188e）、凈化氣組成能夠達到或者超過設計值，應該冷凝的組分在主換熱器中已經(jīng)全部冷凝，并且被復熱的合成氣可以達到-65e，可以認為冷熱物料基本上是平衡的，整體的換熱能力能夠達到工藝要求，問題出自換熱器各段的溫度分布不合理，應該從主換熱器內(nèi)部找原因。
主換熱器問題分析從（改造前）可以看出，主換熱器可以分為3段：段為凈化氣被冷卻和大量的甲烷冷凝區(qū)，凈化氣經(jīng)過該段之后，溫度降到-167e（設計）。ò段為經(jīng)第一次分離甲烷后的凈化氣深冷區(qū)。凈化氣繼續(xù)與具有高品位冷量的合成氣換熱，溫度進一步下降至大約-177e左右。ó段為凈化氣再深冷區(qū)，與其換熱的介質(zhì)是經(jīng)過閃蒸的氣液混合的尾氣餾分。
改造前后主換熱器示意A1）凈化氣入口；A2）中抽出口；A3）中抽入口；A4）凈化氣出口；B1）合成氣入口；B2）合成氣出口；BL、BLL）液氮入口處；C1）尾氣餾分入口；C2）尾氣餾分出口經(jīng)過核算，段、ò段的物料、熱量是平衡的，能夠使下部凈化氣溫度達到設計溫度，段、ò段整體與工藝要求不矛盾。問題出自段、ò段傳熱面積的分布上。進一步核算后發(fā)現(xiàn)，段與ò段的傳熱面積全部達到了理論值，但段的后備量明顯不足，而ò段的后備量太大，造成傳熱下移，各點的溫度分布發(fā)生變化，即甲烷冷凝全部集中在ò段，段出口分離不出甲烷液體。對段、ò段的傳熱面積需要重新調(diào)整。ó段是另外的介質(zhì)與凈化氣換熱，且在換熱器末端，對段、ò段幾乎沒有影響。
實施改造主換熱器是整體組裝的板翅式換熱器，對原換熱器改造只能是減少ò段傳熱面積，可以采用堵塞部分ò段通道的方法，但ò段、ó段的通道是一個整體，堵塞ò段部分通道相當于ó段部分通道也被堵塞，勢必影響ó段傳熱，并且段后備量不足的問題不能得到解決。因為結構特殊，除堵塞通道之外別無選擇，所以對原換熱器改造是不可能的。綜合施工周期等因素，決定重新制作主換熱器。重新制作的主換熱器的基本情況（改造后）。