45·80项目氨合成工段单套装置的设计产能为240 kt/a，氨合成回路工艺流程：进入界区的补气和未反应的循环气分别经油分离器除油后汇合进入热交换器中与反应后的气体换热，然后进入氨合成塔反应；出氨合成塔的反应气先依次经废热锅炉、热交换器、软水加热器回收高品质热量，再依次经循环水冷却器、溴化锂水冷却器、冷交换器降温，其中冷交换器上部为换热器，下部为旋流分离器，大部分液氨在此得到分离；分离液氨后的循环气经氨冷却器继续降温、氨分离器进一步分离液氨，然后经冷交换器、往复式循环机提压作为新一轮的入塔循环气。氨合成回路工艺流程如图 1所示。

图 1

45·80项目氨合成回路工艺流程

该项目的氨合成塔采用一轴三径、三床四段内件，每个反应床都设有单独的换热器，设计思路是反应前的气体分流进入3台换热器内预热，预热后的气体在氨合成塔的零米层混合，然后依次经第1床、第2床和第3床进行反应并回收热量；为了控制零米层温度，设有冷激气调温。

进入合成塔零米层的气体共有4股：第1股气体来自塔外热交换器加热后的循环气，进入合成塔下部换热器的管程，与壳程来自塔内第3床反应后的出口气体进行换热，然后进入合成塔零米层；第2股气体为2股气体的混合气，一股来自混合后的循环气，另一股来自塔外热交换器加热后的循环气，2股气体在塔外汇合后入塔进入合成塔中部换热器的管程，与壳程来自塔内第2床反应后的出口气体进行换热，然后进入合成塔零米层；第3股气体同样为2股气体的混合气，一股来自合成塔塔壁环隙出口气，另一股来自塔外热交换器加热后的循环气，2股气体在塔外汇合后入塔进入合成塔上部换热器的管程，与壳程来自塔内第1床反应后的出口气体进行换热，然后进入合成塔零米层；第4股气体为零米层温度调节气，来自混合后的循环气，通过设置在催化剂筐盖上的冷激气孔喷入零米层，用于降低第1床入口气体温度。4股气体在氨合成塔零米层混合以后，分别经过第1床轴向段、第1床径向段、上部换热器壳程、第2床径向段、中部换热器壳程、第3床径向段、下部换热器壳程，最后出合成塔。45·80项目合成塔内部流程如图 2所示。

图 2

45·80项目合成塔内部流程

心连心公司30·52项目氨合成采用瑞士卡萨利公司提供的技术，合成氨设计产能为单套装置300 kt/a，氨合成回路工艺流程：补气和未反应的循环气在离心机三段入口前汇合后进入离心机，经离心机提压后的混合气在热交换器中与反应后的气体进行换热，然后进入氨合成塔反应；出氨合成塔的反应后气体先依次经蒸汽过热器、废热锅炉、锅炉给水预热器、热交换器回收高品质热量，再依次经循环水冷却器、冷交换器、氨冷却器降温，最后液氨全部在氨分离器内进行分离；分离液氨后的循环气经冷交换器、离心机提压作为新一轮的入塔循环气。30·52项目氨合成回路工艺流程如图 3所示。

图 3

30·52项目氨合成回路工艺流程

该项目的氨合成塔采用卡萨利公司设计的三床轴径向混合流合成塔内件，在第1床以及第2床各设有1台换热器用于反应后气体的降温和反应前气体的预热，整体工艺简单，进塔副线少。

进入氨合成塔零米层共有3股气体：第1股气体为入塔主进气，从合成塔底部进入合成塔外壳与内件的环隙以回收内件的外表面热量，然后从上部引入第2床换热器的管内与第2床反应后的出口气体进行换热，温度升高后气体上行进入第1床换热器的管内与第1床反应后的出口气体进行换热，最后进入合成塔的零米层；第2股气体为零米层温度调节气，该股气体在第1床入口处与入塔主线气汇合，用于调节第1床入口合成气温度；第3股气体为第2床入口合成气温度调节气，该股气体与入塔主进气在第2床换热器出口的中心管内混合，再进入第1床换热器的管内与第1床反应后的出口气体进行换热，最后进入合成塔的零米层。3股气体在零米层混合，然后经第1床、第1床换热器的管间、第2床及第2床换热器的管间，最后出合成塔。30·52项目合成塔内部流程如图 4所示。

图 4

30·52项目合成塔内部流程

从合成塔内部气体流程和内件结构可看出，2套装置的合成塔内件差别较大，这直接决定了氨合成回路流程的差异。

(1) 对于放热的固定床反应器，传热和温度控制是技术的难点和关键^[3]。卡萨利公司的内件兼顾了反应前气体预热的适宜性和反应后气体热回收的充分性，所有进塔气均经过热交换器加热以减轻冷激效应；进塔气体大部分走内件和外筒之间的环隙，一方面有利于进一步预热反应气，提高反应速度，另一方面可降低反应器温度，更有利于反应的平衡；第3床不设置换热器，尽量提高出塔气体温度以增加热回收，这也直接决定着整个氨合成装置的经济性。

(2) 45·80项目的氨合成回路中设有溴化锂水冷却器，而卡萨利工艺中没有，这一点决定了液氨分离的差别，即前者液氨分离2次，而后者只分离1次。是否设置溴化锂水冷却器，应根据公用工程平衡来确定，如果富余的低压蒸汽较多，可以建溴化锂水冷却器以降低冷冻负荷，但会相应增大系统阻力。另外，45·80项目中大部分液氨在冷交换器下部分离后再去氨分离器分离，因气相中氨的分压降低，加大了液氨在氨分离器中分离的难度；如果只进行1次分离，氨分离器应该具有较高的分离效果。

通过对2套低压氨合成装置部分运行参数的比较(表 1)，发现45·80项目因内件结构原因导致催化剂利用率和热量回收率偏低，经折算吨氨副产表压2.5 MPa饱和蒸汽量为0.58 t，而卡萨利工艺吨氨副产表压3.8 MPa过热蒸汽量为0.94 t。

由于45·80项目中氨合成塔第3床换热器的换热面积设计偏大，导致氨合成塔的热量无法移出，实际操作中必须加大循环量、增加冷激气量，不仅造成合成塔热量回收率和氨净值偏低，而且造成合成塔和系统压降偏大。