合成氨工艺流程
方明亮-石榴树怎么剪枝
2023年2月16日发(作者：五味消毒饮方歌)第1页
第一节装置简介
合成氨装置设计生产能力为液氨5万吨/年〔6.25t/h、150
吨/天〕(7136Nm3/h、336吨/天)(11975Nm3/h、25.8吨/天)，2019
年破土开工，2019年11月建成投产，建立投资3.2亿元人民币，
占地面积32000m2。装置共有设备226台，其中动设备88台，静
设备138台。
该装置是以天然气为制氢原料，以原厂4500Nm3/h空分装置
氮气为氮源生产合成氨。主装置还包括蒸汽和发电系统，火炬系
统，2000m3氨储罐等单元。装置从1000单元到1800单元主要是
制氢局部由德国林德公司〔LindeAG〕提供根底设计，其他单元
由寰球公司做根底设计。总体设计由寰球公司完成。装置进口局
部有MDEA溶液、转化炉烧咀、PSA变压吸附装置〔外壳国内加工〕、
转化炉热端集气管、转化气余热回收器、合成气余热回收器及合
成塔内件，局部调节阀，其余局部全部国产。
装置原料气压缩、脱硫单元；蒸汽转化和热回收单元；一氧
化碳变换单元；MDEA脱碳单元；变压吸附PSA单元，主要是制
氢局部由德国林德公司提供根底设计，其他单元由寰球公司做根
底设计。总体设计由寰球公司完成。装置进口局部有MDEA溶液、
转化炉烧嘴、PSA变压吸附装置〔外壳国内加工〕、转化炉热端
集气管、转化气余热回收器、合成气热回收器及合成塔内件，局
部调节阀，其余局部全部国产。
一、装置特点
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1．转化炉进料气的H2O/C=3.0,在此条件下装置所产H2和CO2
的量，恰好可同时满足合同所要求的H2和CO2的数量。如果不要
求同时满足H2和CO2的生产能力，仅要求满足H2或仅要求满足CO2
一种产品的数量，此时H20/C比可以改变，最低可降为：H2O/C=2.7
的条件下进展正常生产。
2．装置中的钴-钼加氢、转化、高变、低变等催化剂的充填
量是按国内催化剂活性末期的操作温度、允许空速，压降等条件
设计的。
3．转化炉的出口压力为：3.0MPa〔G〕;转化炉采用顶部烧
嘴，具有数量少、便于调节、可烧含氢高的燃料气体、烟道气含
NOX满足环保要求等优点。
4．为满足制氢纯度高的要求：装置中仅考虑一段蒸汽转化，
没有二段炉；氢气的最终净化采用了变压吸附，被吸附的贫氢气
体可做为燃料气返回燃料气系统，既保证了进合成工序的H2/N2
气不含惰性气从而提高了氨净值，也使整个合成氨装置的能耗降
低。
5．整个装置的工艺余热得到充分利用，即除70℃以下低变
气的余热未得到利用外，其余的工艺余热按能位的上下被合理的
分级利用。如能位高的用于过热高压蒸汽，其次用于副产高压蒸
汽，再其次用于加热或予热锅炉给水，最后用于预热脱盐水，70℃
以下那么用循环水冷却。
6．MDEA脱碳工序的工艺特点：
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用MDEA作溶剂脱除变换气中的CO2是以化学吸收为主，同时
又兼有物理吸收的工艺。因其吸收能力大，使溶剂循环量减少，
不仅节约了循环溶剂压缩功耗，还相应地缩小了相关设备与管道
的尺寸，从而节约了装置的建立投资。
本装置采用的MDEA脱碳工序，选择了“三塔流程〞，比其
他采用“双塔流程〞的化学吸收方法〔如苯菲尔法〕多出一个解
吸塔。
解吸塔分上/下塔；其下塔称为中压解吸塔，其操作压力为：
0.8MPa(A)，在此塔中可将MDEA溶剂吸收的有效气体〔如H2等〕
自溶剂中先解吸出来并予以回收。它不仅提高了产品CO2的纯度
(达99%干基)，同时还节约了能耗。解吸塔的上塔被称为低压解
吸塔，在此塔中将有部份CO2解吸出来，它与来自再生塔顶并导
入低压解吸塔的CO2集合，一起构成产品CO2，其压力为：
0.2MPa(A)。由于产品CO2的压力比“两塔流程〞中逸出的CO2压
力高约0.1MPa，在出塔温度相等的条件下，压力的提高可减少
CO2带出的水蒸汽量；加之溶剂循环量减少等因素，可使再沸器
的热负荷降低。除此之外，由于CO2的排出压力提高，也减少了
后系统在需用较高压力的CO2时，CO2压缩机的压缩功。再沸器的
热负荷降低，CO2压缩机的压缩功减少，使合成氨的吨氨能耗降
低。
由于再沸器的热负荷降低，故仅要一台用低变气提供热源的
再沸器向再生塔提供热量已能满足工艺的要求；而在苯菲尔工艺
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中，除要一台用低变气提供热源的再沸器向再生塔提供热量外，
还要增加另外一台蒸汽再沸器补充其热量的缺乏，可见MDEA工
艺较苯菲尔工艺节能。
除MDEA工艺节能之外，MDEA溶液比苯菲尔溶液腐蚀性小。
据文献上介绍，把热钾碱工艺〔即苯菲尔工艺〕脱CO2改为
MDEA工艺脱CO2时，其他塔设备不变，仅需增加一台解吸塔，处
理能力可提高10%。这也从另一侧面说明了MDEA工艺的优越性。
二、装置组成
本装置主要有以下几局部组成：
本装置由天然气压缩脱硫、蒸汽转化和热回收、CO变换、
MDEA脱碳、变压吸附、合成气压缩、氨合成、氨冷冻、氮气压
缩及脱氧、蒸汽发电系统、火炬系统、氨储罐等几局部组成。
三、原料来源
本装置用天然气来自萨喇杏油田配输管系统，原料天然气由
萨南、萨中、杏九输气管线经过天然气公司甲醇厂配气站来进展
供应。装置所用循环水由给排水车间第二循环水场提供，除盐水
由动力车间第三除盐水站供应，氮气由原厂4500Nm3/h空分装
置供应，蒸汽由动力车间锅炉房供应，新鲜水来自全厂新鲜水管
网。
(1)主要产品：合成氨
(2)副产品：氢气、CO2
四、装置历年来技术改造情况
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自装置建成试投产以来进展了局部技术改造，截止至2021
年11月份主要改造工程有：转化炉平衡锤改造、合成气机组管
系振动改造、装置伴热系统改造、转化静态混合器改造、合成系
统氢氮气混合器改造、更新E5114芯子材质、更新E5111材质、
合成塔出口管系改造、钴钼反响器加电热器、E1414改造、工艺
冷凝液回收工程等。
第二节工艺原理
一、天然气脱硫原理
氧化铁脱硫槽是全装置第一个与天然气接触的脱硫系统，主
要进展粗脱硫，保证出口天然气中的到达设计要求的25PPm。氧
化铁脱硫剂的组成为α2O，反响如下：
Fe〔OH〕3+3H2S→Fe2S3+6H2O
此反响为不可逆反响，在常温、常压下都可进展反响，并且
原料气中含硫量与所脱硫接触时间成正比，因此我们在一般情况
下采用串联方法。另外氧化铁脱硫剂还可脱除简单有机硫化物。
钴钼加氢器是里边装有钴钼催化剂，在有氢气存在时，把天
然气中的有机硫转变为无机硫的设备，反响如下：
COS+H2→H2S+H2O
CS2+4H2→2H2S+CH4
RSH+H2→H2S+RH
钴钼催化剂的主要组成是MoO3、CoO，并以Al2O3为载体。催
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化剂在硫化状态下活性最高，因此，在更换催化剂后要进展硫化，
使氧化态的钴钼变成硫化态的钴钼，钴钼加氢器是利用参加原料
天然气量3－5%的氢气，在钴钼催化剂的作用下将有机硫转变成
无机硫。
R—S—RCO—MO
+H2360℃-380℃H2S
R—SH
氧化锌脱硫槽是吸以收H2S和R—SH、R—S—R’的装置,具
体有以下的反响:
H2S+ZnO→ZnS+H2S
天然气中的硫对转化镍催化剂、合成铜催化剂的影响非常
大，因此在转化炉前要求将天然气中的硫降到0.1PPm以下。
转化催化剂硫中毒是因为天然气中的硫与暴露的镍进展化
学吸附，破坏了镍晶体外表的活性中心的催化作用，因此，只要
存在PPm级数量的硫就会造成催化剂的中毒，从而转化气中的甲
烷含量急剧升高，转化炉管温度也随之升高，影响炉管的使用寿
命及平安。此中毒是可逆反响，在大水碳比的情况下，轻微硫中
毒可以恢复合成催化剂对硫很敏感，并且硫中毒是不可逆反响，
通常认为是硫与铜生成硫化铜及硫化亚铜的缘故。中毒机理如
下：Cu+1+O-2+H2S→Cu1SH-1+OH-1。当工艺气体中有H2S时，由触
媒外表反响产生Cu+1SH-1及OH-,然后易挥发的硫化物即行挥发进
入气相，触媒即由于失去活性中心Cu+1而失活，并且失活是不可
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逆的，铜触媒发生永久性中毒，且为累积性中毒。脱硫系统运行
目标：控制氧化锌脱硫罐出口S≤0.3PPm，保护转化催化剂、合
成催化剂不出现中毒情况。提高脱硫温度可提高净化脱硫效果，
增加硫容量。
二、天然气蒸汽转化反响原理
天然气与蒸汽混合在镍触媒的作用下进展转化分解，转化反
响所需的热量由转化炉辐射段顶部火嘴提供，燃料为PSA吹除
气、脱碳系统闪蒸气、天然气、合成冷冻系统驰放气。
CH4+H2O=CO+3H2-Q
CnH2n+〔2+n〕H2O=nCO+(2n+1)H2-Q
CO+H2O=CO2+H2+Q
三、高、低变换反响原理
一氧化碳与水蒸汽分子吸附在高、低变催化剂活性外表被活
化，活化分子相互作用生成二氧化碳和氢气，生成分子从催化剂
外表解析。
CO+H2O=CO2+H2+Q
四、MDEA溶液脱碳原理
MDEA的主要成分是N-甲基二乙醇胺，在加压和有活化剂存
在的条件下，N-甲基二乙醇胺与二氧化碳的反响为：
R2CH3N+CO2+H2O
R2′NH
R2CH3NH-+HCO3
-
MDEA脱碳溶液是一种选择性较好的物理化学吸收剂，对二
氧化碳既具有化学吸收性能，又具有物理吸收性能，提高压力，
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降低温度，有利于二氧化碳气体的溶解，氢气、氮气及其他惰性
气体在MDEA溶液中的溶解度很小，而且不发生化学反响，因而
在脱碳过程中氢气、氮气损失较少。
MDEA与二氧化碳反响生成不稳定的碳酸氢盐，加热后容易
再生。MDEA在加压时对二氧化碳的溶解度大，在减压闪蒸时解
吸出的二氧化碳完全，因此，MDEA脱碳工艺是一种低能耗脱碳
工艺。
五、PSA制氢原理
PSA变压吸附是以物理吸附为根底，利用不同气体组份在一
样压力下在吸附剂上的吸附能力不同和同一气体组份在不同压
力下在吸附剂上的吸附容量有差异的特性，来实现对混合气中某
一组份的别离提纯。高挥发性、低极性分子氢气与其它组份二氧
化碳、甲烷、氮气、一氧化碳相比是非吸附性的，因此含氢混合
气中的杂质组份能够被选择吸附而获得纯洁的氢气。
六、合成反响原理
氨的合成反响为可逆的放热反响，其化学反响方程式为：
铁系催化剂
N2〔g〕+3H2(g)2NH3(g)+Q
由于该反响为可逆放热反响，仅有一局部H2和N2合成为NH3，
而且反响后体积缩小，因此低温、高压下是有利于反响平衡向右
进展的，即低温、高压下操作可提高转化率。
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第三节生产工艺流程简述
一、脱硫1000单元
本装置脱硫系统包括三局部：氧化铁粗脱硫系统、钴钼脱硫
系统、氧化锌脱硫系统
1、流程表达
自界区外来压力0.3MPa(g)、流量9240Nm℃/h(最大10101
Nm3/h)、总硫≤100PPm的天然气首先进入天然气油水别离器
D1004，经油水别离后进入E1016经0.5MPa(g)190℃的低压蒸
汽加热至30℃进入两台串联的、内部装有氧化铁脱硫剂的脱硫
反响器(R1003A/B)进展脱硫。这两台反响器的其中任何一台都可
以做为第一反响器；也可以只使用一台反响器进展正常生产，并
对另一台反响器进展脱硫剂的更换，经氧化铁脱硫后总硫降至
PPm。脱硫后天然气经除尘过滤器S1001一股作为燃料天然气，
减压进入燃料系统，作为一段炉的燃料；另一股是作为原料天然
气。
原料天然气首先进入原料气压缩机，压缩到约1.7MPa(g)
后，在压缩机二段配入一小股来自变压吸附单元的氢气226
Nm3/h，混合后再入原料气压缩机，进一步压缩到3.7MPa(g)。
3.7MPa(g)的原料气，首先进入原料气预热器(E1015)，被
高变气预热到380℃，再进钴-钼加氢反响器(R1002)。通过加氢
反响，天然气中的有机硫转化为H2S。
热的原料天然气在钴-钼加氢反响器(R1002)反响后，通过两
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台串联的、内部装有氧化锌脱硫剂的ZnO脱硫反响器(R1001A/B)
进展脱硫。这两台反响器的使用与氧化铁脱硫罐一样。脱硫后的
天然气总硫降至0.1PPm，脱硫后的气体去转化局部。
氧化锌脱硫的方式是按如下反响进展：
H2S+ZnO——→H2O+ZnS
二、蒸汽转化和余热回收1100单元
脱硫后的原料气体与来自透平发电机组的一级抽汽，即
3.7MPa(g)的中压蒸汽混合，水碳比控制为3.0，然后进入置于
蒸汽转化炉对流段中的原料气加热器I/II〔E1115A/B〕加热。
为了防止在转化炉进气总管和转化炉管内结碳，必须控制在对流
段预热的原料气温度小于600℃，因此采用两组原料气预热器串
联，并且将局部热量用高压汽包移走的温度控制方式。具体说明
如下：进原料气加热器II〔E1115B〕的进料气温度为356℃，被
加热到473℃后离开E1115B，其中约16%的473℃的进料气通过
温度控制阀的控制，被送到高压汽包〔D1131〕内的盘管冷却到
332℃后，与未冷却的进料气混合后，送入原料气加热器I
〔E1115A〕加热到580℃送到转化管。加热到580℃后，进入蒸
汽转化炉〔F1101〕的转化管内与水蒸汽进展烃类转化反响。
其主要反响方程式为：
CH4+H2O——→CO+3H2
CO+H2O——→CO2+H2
转化反响需要的热量由燃烧来自PSA单元的吹除气、脱碳系
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统的解析气、燃料天然气和一局部合成驰放气提供。如果出PSA
单元的H2产品暂时没有用户，也可以将其一局部作为燃料。
蒸汽转化炉内依传热方式的不同而分辐射段和对流段。辐射
段的传热方式主要为辐射传热，装有催化剂的转化管，是置于辐
射段内。出转化管的气体温度为850℃、压力3.0MPa(g)，剩余
甲烷约6.75％〔mol%干基〕。从转化管出来的热气体被收集到热
集气管、冷集气管后，送到转化气余热回收器〔E1122〕被迅速
冷却到340℃，并副产8.15MPa(g)高压饱和蒸汽，然后进入CO
变换工序。
烟道气离开转化炉辐射段后进入对流段，依次与原料气加热
器II/I〔E1115B/A〕，蒸汽过热器〔E1116〕，蒸汽发生器〔E1118〕，
燃烧空气预热器〔E1121〕换热后，温度降到151℃，并通过烟
道气引风机〔C1107〕排入烟囱〔Y1191〕放空。
蒸汽转化炉烧嘴用燃烧空气由空气鼓风机〔C1109〕供应。
三、CO变换1200单元
出转化气余热回收器〔E1122〕的转化气CO含量为13%(mol%
干基)，进入高温变换反响器〔R1202〕。在高变催化剂上发生变
换反响，其反响方程式如下：
CO+H2O——→H2+CO2
变换反响是放热反响，转化气进入装有铁-铬催化剂的高温
变换反响器〔R1202〕后，温度由340℃升到406℃；出高温变换
反响器的变换气中的CO含量被降到：3.2%〔干基〕。
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高变气首先经过原料气预热器〔E1015〕回收热量，然后进
入锅炉给水加热器II〔E1212〕加热局部锅炉给水，高变气的温
度降为195℃后进入低温变换反响器〔R1204〕。
在低温变换反响器〔R1204〕中，装有铜系催化剂，高变气
在催化剂床上继续发生变换反响，出低温变换反响器的低变气中
的CO含量降到0.37%〔干基〕，温度升高到217℃。
变低气再经锅炉给水预热器I〔E1221〕、MDEA脱碳单元的再
生塔再沸器〔E1412〕和脱盐水预热器〔E1214〕回收热量后，去
低变气冷凝液别离器I〔D1231〕分出工艺冷凝液。然后气体经
低变气水冷器〔E1216〕冷却，进入低变气冷凝液别离器II〔D1232〕
分出冷凝液。出低变气冷凝液别离器II的气体被送入MDEA脱碳
局部。
出低变气冷凝液别离器I〔D1231〕和低变气冷凝液别离器
II〔D1232〕的工艺冷凝液经工艺冷凝液泵升压后在工艺冷凝液
汽提塔T1201中进展汽提，使氨含量降至大约30ppm，CO2含量降
至几乎为零，甲醇降至5ppm。汽提后的冷凝液中含有大约2.5ppm
的金属。汽提后的工艺冷凝液经冷却后送出界区。
工艺冷凝液的处理是在一台填料塔T1201中用一局部中压
工艺蒸汽进展汽提。工艺冷凝液在E1217中经汽提塔排出液预热
后自塔顶进入塔内，汽提蒸汽从塔底进入。蒸汽和工艺冷凝液在
填料段逆流接触，汽提出工艺冷凝液中易挥发组份和溶解的气
体，汽提后的工艺冷凝液只含微量的氨和甲醇。塔顶排出的蒸汽
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用作工艺蒸汽。汽提后的冷凝液在E1217中回收热量，再经E1218
冷却，然后送入界区回收利用。
四、MDEA脱碳1400单元
采用BASF的专利技术，是一种低能耗的MDEA脱碳工艺。它
为两段吸收、两段再生流程。
来自变换工序的变换气送入CO2吸收塔〔T1401〕下段，大量
CO2在此段被MDEA半贫液吸收，剩余CO2在上段用MDEA贫液吸收。
工艺气出塔前，在吸收塔的顶部，用锅炉给水洗下气流中夹带的
微量MDEA。出吸收塔的工艺气温度约为50℃，CO2含量小于
1000ppm。
脱碳后的工艺气经净化气水冷却器(E1417)冷却到40℃后，
在净化气冷凝液别离器(D1430)中别离出水份，然后送到变压吸
附工序。
自CO2吸收塔〔T1401〕下段引出的吸收了CO2的富液，经半
贫液泵透平〔X1409〕回收能量后，降压到0.85MPa(g)送到中压
解吸塔(T1402)，在此解吸出的大局部H2和少量的CO2从塔顶引
出并作为燃料送到蒸汽转化炉。
中压解吸塔(T1402)塔底溶液进一步减压，送到低压解吸塔
〔T1403〕，在0.11MPa(g)下继续解吸出CO2，其余局部CO2那么
由来自再生塔〔T1404〕顶部的CO2饱和蒸气气提得到。低压解吸
塔〔T1403〕塔顶得到的CO2产品，经产品CO2气水冷器〔E1415〕
及产品CO2气氨冷器〔E1416〕冷却后，送到产品CO2气冷凝液别
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离器〔D1431〕别离出冷凝液后，得到10℃，纯度约99%〔干基〕
的产品CO2送出界区。产品CO2气冷凝液别离器〔D1431〕别离出
的冷凝液由低压解吸塔顶冷凝液泵〔P1473A/B〕将局部凝液打回
流到低压解吸塔〔T1403〕塔顶，用以洗下解吸CO2气中所夹带的
微量MDEA；另一局部与净化气冷凝液别离器(D1430)分出的冷凝
液合并后作为污水，送污水处理装置。
低压解吸塔〔T1403〕塔底的排出液分成两局部；一局部由
半贫液泵〔P1471A/B〕加压并作为半贫液送到CO2吸收塔〔T1401〕
下段，另一局部由再生塔给料泵〔P1472A/B〕经贫液/半贫液换
热器〔E1413〕加热后送再生塔〔T1404〕继续再生。
在再生塔〔T1404〕塔底，由再沸器〔E1412〕提供热源，使
溶液中的CO2解吸并从塔顶逸出，送到低压解吸塔〔T1403〕作为
气提气，气提出局部的CO2产品。再生后的贫液从塔底排出并送
到贫液/半贫液换热器〔E1413〕与半贫液换热后，送贫液水冷却
器〔E1414〕冷却后，经贫液泵〔P1474A/B〕加压送到CO2吸收塔
〔T1401〕上段。其中局部贫液经贫液第一过滤器〔S1451〕、贫
液第二过滤器〔S1452〕、贫液第三过滤器〔S1453〕，滤下固体颗
粒、杂质和容易引起发泡及设备堵塞的物质等。
为回收能量，其中一台半贫液泵〔P1471A〕是由半贫液泵透
平〔X1409〕和电机联轴驱动的，设计时，电机的驱动功率按泵
消耗功率的100%考虑。另一台半贫液泵〔P1471B〕由电机驱动。
为防止MDEA溶液发泡，由消泡剂系统〔Y1491〕往再生塔
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〔T1404〕的进料管线及贫液泵〔P1474A/B〕入口管线连续地参
加消泡剂。
在MDEA溶液贮罐〔D1432〕中贮存有溶剂，用溶液输送泵
〔P1475〕往系统里补充。
如果长期停车，所有塔和管路中的MDEA溶液都可以排放到
MDEA溶液贮罐〔D1432〕中。贮罐中装有MDEA溶液加热器〔E1420〕，
用于冬季加热、以防溶液结晶或结冻。
五、变压吸附1800单元
变压吸附工序共有6台吸附器〔A1831~A1836〕内装吸附剂，
其吸附器的数目是根据装置规模及操作条件等因素确定的。本工
序将用于进一步脱除脱碳工序送来的工艺气中所含有的CO，CO2，
CH4，及H2O等杂质。在高压下，这些杂质被吸附而得到温度为：
40℃、压力为：2.58MPa(g)、纯度为：99.99vol%的H2产品。
通过一系列减压和用H2吹除等步骤，使CO、CO2、CH4及H2O
等杂质脱吸，使吸附剂得以再生。吸附器排出的脱吸气体、经过
PSA脱吸气收集罐〔D1848〕收集后，送到一段炉的燃料气系统，
脱吸气体中除含CO、CO2、CH4及H2O外，还含有大量的H2。
吸附器按以下步骤进展操作：
在产品操作压力下吸附净化气中的杂质，得到工艺要求的产
品H2。
经一系列减压步骤，使一台吸附器的压力降低到再生压力，
用膨胀气加压另一台已完成再生的吸附器，然后再送去把第二个
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处于低压状态的吸附器加压到某个压力中间值，最后吹扫第三个
吸附器，直至膨胀到最低压力，送入吹除气管线。
用来自另一个处于低压状态下的吸附器的膨胀气，吹扫此降
低到再生压力的吸附器。
再用来自其他吸附器的膨胀气加压此吸附器，并用H2产品气
加压到最终操作压力。
在此循环过程中的任何一个阶段，系统中仅一台吸附器处于
操作状态〔即吸附状态〕，其余的五台吸附器将处于不同状态下
的再生状态〔即脱吸状态〕。
用一个可编程逻辑控制器〔PLC〕来实现对PSA系统的操作
控制，以使得PSA系统可以高效运转。PLC可以根据制氢装置的
负荷变化、净化气中的杂质含量，相应地调节PSA系统。
吹除气被送到PSA脱吸气收集罐〔D1848〕中，从而可使吹
除气组成、压力稳定〔即：使燃料气总管的压力、热值不会波动〕，
这对转化炉燃料系统的稳定操作十分重要。
净化后出PSA系统的H2压力约2.58MPa(g)，一局部送氨合
成工序，另一局部作为产品外输。
六、合成气压缩5000单元
来自变压吸附单元的氢气和来自氮气压缩机的氮气，按氢、
氮摩尔比3:1混合后，最终形成压力为2.55MPa(g)的新鲜气。
它被导入合成气压缩机〔C5001A/B〕进一步的被压缩到12.2
MPa(g)，再与来自合成回路冷交换器〔E5115〕的27℃3
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七、氨合成5100单元
反响为可逆的放热反响，其化学反响方程式为：
催化剂
N2〔g〕+3H2(g)2NH3(g)+Q
由于该反响为可逆放热反响，仅有一局部H2和N2合成为NH3，
而且反响后体积缩小，因此低温、高压是有利于反响平衡向右进
展的，即低温、高压下操作可提高转化率。但是由于该反响速度
较慢，保证一定的反响温度和压力尤为重要。
出合成气压缩机〔C5001A/B〕温度39.5℃、压力12.9MPa(g)
的合成气进入热交换器〔E5113〕，在此它与出塔气换热，温度升
至242℃，然后进入氨合成塔〔R5101〕，入塔气中氨含量为：
5.59%〔vol〕。氨合成塔的操作压力为：12.8MPa(g)。
氨合成塔采用Casale拥有专利技术的轴、径向均流合成塔
内件，该塔为立式，并由高压外壳和催化剂筐两局部构成。催化
剂筐内有三层催化剂床，床内装有颗粒较小的铁系催化剂
〔1.5~〕。在三个床层内既有径向流也有轴向流，使得床层到达
充分地利用。在第二床层还设有换热器，以通过间接换热移去氨
合成的反响热。
合成气由合成塔顶部进入，沿外壳和内筐之间的环隙空间向
下流到底部，使外壳温度保持为300℃以下，以保护合成塔外壳。
然后气体在底部折流上升，流过贯穿第三催化剂床层的中心管
后，再向上穿过换热器的管程，与来自第二床层的合成气换热升
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温。然后流过贯穿第一催化剂床层的中心管到达塔顶后进入第一
床层，工艺气体沿径向和轴向穿过第一床层，开场反响，温度升
高；工艺气体从第一床层出来后，参加冷激气降温后进入第二床
层，然后进入到换热器壳程，与进入塔内没有反响的工艺气体换
热，温度降低。在换热器壳程被冷却后的工艺气体，继续进入第
三床层，在第三床层同样沿径向和轴向穿过催化剂层，进一步进
展氨的合成反响，反响后的气体由合成塔底部离开合成塔，出口
气体含氨达18.33%(vol)，温度约为429℃。
第一、二床层入口温度可以由副线和冷激线的工艺气体来控
制。
合成塔入口惰性气体〔氩，甲烷等〕的浓度，初期工况下约
为0.186％(mol)，末期工况下约为0.16％(mol)。
氨合成塔壳内设有一台电加热器，用于开车时催化剂的升温
和复原。
离开合成塔的429C的合成气，先经过合成气冷却器
〔E5111〕回收反响热，副产8.15MPa(g)的高压饱和蒸汽。再经
热交换器〔E5113〕加热入塔合成气而被冷却后，进入水冷器
〔E5114〕冷却到40C。
然后，合成反响气经以下步骤进一步冷却、冷凝并别离出液
氨产品：
——在冷交换器〔E5115〕中，合成气与从氨别离器〔D5131〕
顶部出来的冷循环气换热，在管程，合成气被冷却到约35C，
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在此有局部液氨被冷凝下来，别离出少量的液氨。
——反响气进一步在氨冷器〔E5116〕中冷却，并与来自冷
交换器〔E5115〕的液氨混合，然后进入氨别离器〔D5131〕。氨
别离器〔D5131〕别离出的气体进入冷交换器〔E5115〕的壳程回
收冷量。
由冷交换器出来的循环气返回合成气压缩机三段，与新鲜合
成气混合并进一步压缩后，再次循环进入氨合成塔。
由氨别离器〔D5131〕别离出的高压液氨，经减压阀排放到
氨闪蒸槽〔D5132〕。氨闪蒸槽〔D5132〕的压力约为2.60MPa(g)，
液氨中的溶解气体被释放出来，送至合成气压缩机〔C5001A/B〕
入口，压缩后进入循环系统。
生产的液氨由液位控制系统控制送入氨贮罐〔D5501〕。
八、氨冷冻5200单元
来自氨受槽〔D5234〕的液氨作为以下三个换热器的制冷剂：
弛放气冷却器〔E5213〕、氨冷器〔E5116〕、产品CO2气氨冷器
〔E1416〕。液氨在换热器中蒸发制冷，气氨进入氨压缩机入口缓
冲罐〔D5231〕，其压力为0.41MPa(g)，然后进入氨压缩机压缩，
升压至约1.58MPa(g)后，进入最终水冷器〔E5211〕被循环水
冷却、冷凝。冷凝下来的40℃，1.53MPa(g)的液氨流回氨受槽
〔D5234〕。
另外，氨球罐〔D5501〕内的气氨和少量不凝气体被送入氨
压缩机入口缓冲罐〔D5231〕，然后进入氨压缩机。
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氨冷冻系统的液氨可由氨闪蒸槽〔D5132〕补充或送出，而
多余的液氨经氨受槽〔D5234〕的液位控制系统流入氨球罐
〔D5501〕。
氨受槽中的气体，经弛放气冷却器〔E5213〕冷却，将其中
的氨冷凝下来流回氨受槽〔E5234〕。未凝的弛放气送至燃料气系
统，以作为转化炉〔F1101〕的燃料气。
九、氨球罐5500单元
新装置在原罐区新增一台直径，容积2000m3的氨球罐
〔D5501〕，用于储存产品液氨。从氨闪蒸罐来的液氨用其自身的
压力直接压入氨球罐内。为防止球罐超压，球罐内闪蒸出的气氨
和少量惰性气体送入氨压缩机缓冲罐而进入氨冷冻系统。
另外配置了氨输送泵〔P5501A/B〕，将其产品液氨送出界区。
本装置氨产品储存能力与储存周期见下表。本装置液氨产
品除4万吨/年由管道送至邻近大庆炼化公司外，其余1万吨液
氨产品汽运。罐区贮存按14天2086吨贮量设计，罐区原贮存能
力1062吨，新建氨球罐贮量约1024吨。
十、蒸汽发电系统8000单元
蒸汽的发生：来自界区的脱盐水经过脱盐水预热器〔E1214〕
预热到85℃后送到脱氧器〔D8031〕。通过低压蒸汽脱氧，化学
加药，调节PH值后，作为锅炉给水，通过锅炉给水泵送到装置
内的各用户。一局部锅炉给水送到高压汽包〔D1131〕，通过转化
气余热回收器〔E1122〕和蒸汽发生器〔E1118〕产生8.15MPa(g)
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高压饱和蒸汽。另一局部锅炉给水送到合成气冷却器〔E5111〕
也产生8.15MPa(g)高压饱和蒸汽。两局部高压蒸汽混合，在一
段炉对流段蒸汽过热器〔E1116〕中过热至450℃后，送入蒸汽
发电系统〔Y8099〕。
蒸汽发电机组是以供热为主、发电为辅，以热定电。来自蒸
汽过热器〔E1116〕的高压过热蒸汽，经抽汽、背压式蒸汽透平
发电机组的高压段后，一局部中压蒸汽被抽出，作为蒸汽转化所
需工艺蒸汽，其余中压蒸汽全部进入蒸汽透平低压段，出蒸汽透
平低压段的低压蒸汽被送入低压蒸汽管网。
本装置蒸汽系统共有三个压力等级的蒸汽：
高压过热蒸汽：压力7.9MPa，温度450℃
中压蒸汽：压力3.7MPa，温度358℃〔从界区外来的备用
中压蒸汽的压力为3.9MPa(g)，温度为410℃〕
低压蒸汽：压力0.5MPa，温度190℃
7.9MPa(g)，450℃高压过热蒸汽的用户主要为蒸汽透平发
电机组。
3.7MPa(g)，358℃中压蒸汽主要作为蒸汽转化用的工艺蒸
汽。
0.5MPa(g)，190℃的低压蒸汽的使用主要有三处：一处是
用于脱氧器〔D8031〕脱氧、一处用于氧化铁入口天然气预热
〔E1016〕和冬季时送入燃烧空气除霜器〔E1127〕加热燃烧空气；
剩余局部送至界区。
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十一、火炬系统9000单元
本装置设有两个火炬系统，用于处理本装置正常、事故及紧
急情况下排放的可燃性废气。为防止二氧化碳和氨反响生成氨基
甲酸胺结晶，将含氨火炬气和不含氨火炬气分开处理。
装置各排放点排放的可燃性气体由总支管，经分液罐别离液
体后，汇入火炬总管，通过火炬总管送至火炬系统。火炬系统包
括水封罐、火炬筒体〔配有分子密封器〕、火炬头〔配有长明灯、
蒸汽喷射器等〕、自动电点火设施、点火火焰探测器，支撑构造、
和其它公用工程设施等。可燃性排放气经火炬总管先后通过水封
罐，沿火炬筒体上升至高架的火炬头，燃烧后排入大气。
制氢和净化装置火炬气最大排放量为27.38吨/小时，火炬
系统按此排放量设计。采用二路蒸汽助燃无烟火炬头，蒸汽最大
用量2.5吨／小时，尽量做到无烟燃烧，减少环境污染。火炬头
公称直径DN600；含氨火炬气最大排放量为13.82吨/小时，火
炬系统按此排放量设计。采用带伴热燃烧器火炬头，以确保氨的
燃烧，火炬头公称直径DN400。
设高空点火系统和地面点火系统两种点火系统。地面点火系
统由火炬头的长明灯和一台地面内传焰点火器组成，两火炬共用
一台地面内传焰点火器，采用现场手动操作，作为火炬的备用点
火方式；高空点火系统由高空点火装置和PLC仪表控制系统组
成，制氢火炬设三台高空点火装置，氨火炬采用两台高空点火装
置。
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制氢、净化装置火炬和含氨火炬气处理火炬均高80m，以火炬
为中心，120米半径范围内，无其他设施。满足热辐射强度要求。
火炬系统设有严格的分液设施，确保进入火炬的火炬气不含任何
可燃液体。
十二、冷凝液回收单元
含微量氨、CO2及甲醇、高级醇的工艺冷凝液经工艺冷凝液
泵升压后在工艺冷凝液汽提塔E101中进展汽提，使氨含量降至
大约30ppm，CO2含量降至几乎为零，甲醇降至5ppm。汽提后的
冷凝液中含有大约2.5ppm的金属。汽提后的工艺冷凝液经冷却
后送出界区。
工艺冷凝液的处理是在一台填料塔T1201中用一局部中压
工艺蒸汽进展汽提。工艺冷凝液在E1217中经汽提塔排出液预热
后自塔顶进入塔内，汽提蒸汽从塔底进入。蒸汽和工艺冷凝液在
填料段逆流接触，汽提出工艺冷凝液中易挥发组份和溶解的气
体，汽提后的工艺冷凝液只含微量的氨和甲醇。塔顶排出的蒸汽
用作工艺蒸汽。汽提后的冷凝液在E1217中回收热量，再经E1218
冷却，然后送入界区回收利用。