青海盐湖工业股份有限公司化工分公司年产300 kt合成氨装置的氨回收分高压洗氨系统和低压洗氨系统，高压洗氨后的合成弛放气返回变压吸附装置回收氢气，低压洗氨后的不凝气供中变加热炉使用，氨水送尿素装置水解解析系统回收氨。合成氨装置氨回收系统自投运以来，频繁出现洗氨后的气体氨含量超标和氨水浓度偏低的问题，弛放气和不凝气无法回收，不仅提高了装置的运行成本，而且对环境造成很大的污染。

原设计氨回收系统工艺流程如图 1所示。

图 1

原设计氨回收系统工艺流程

合成氨装置合成系统的高压弛放气(NH₃ 3.61%，H₂ 63.74%，N₂ 21.25%，CH₄ 6.78%，AR 4.62%，均为体积分数；流量1 456 m³/h，标态)经调节阀减压至3.0 MPa后进入高压洗氨塔底部，与来自顶部的透平冷凝液逆流接触，弛放气中的氨被冷凝液吸收后得到的稀氨水与来自低压洗氨系统的氨水混合后送尿素装置；高压洗氨后的弛放气经分离器分离夹带的水分后去变压吸附装置回收其中的氢气。为防止变压吸附装置的吸附剂中毒，去变压吸附装置的弛放气含氨体积分数须低于200×10^-6。

在氨合成工序的氨分离器中，气液在高压下进行分离，部分不凝气微溶于液氨，液氨经减压闪蒸后在液氨受槽将大部分溶入的不凝气闪蒸出来，少量液氨因汽化而随不凝气进入液氨受槽的洗涤段洗涤；出液氨受槽不凝气(NH₃ 22.12%，H₂ 43.43%，N₂ 19.20%，CH₄+C₂H₆ 11.99%，AR 3.26%，均为体积分数；流量410 m³/h，标态)进入低压洗氨塔底部，与来自顶部的透平冷凝液逆流接触，得到的稀氨水送尿素装置，洗氨后的不凝气(含氨体积分数0.022%)经调节阀减压后送入燃料气管网。

氨回收系统均采用透平冷凝液洗涤回收氨，透平冷凝液经高压洗氨泵和低压洗氨泵加压后分别送入高压洗氨塔和低压洗氨塔。高压洗氨泵出口压力为3.56 MPa，流量为0.50 m³/h；低压洗氨泵出口压力为2.0 MPa，流量为0.32 m³/h。

在试车过程中，高、低压洗氨泵频繁出现隔膜破裂、不打量、吸入单向阀堵塞等故障，导致高压弛放气和低压不凝气因氨含量超标而放空。由于洗氨泵维修频次高，增大了设备的检维修工作量及备品备件的损耗。高、低压洗氨泵故障统计如表 1所示。

从表 1可看出，依据弛放气中氢气的含量，仅8个月就损失氢气约331 000 m³(标态)、不凝气57 407 m³(标态)，造成运行成本大幅增加。此外，由于大量含氨气、氢气、甲烷等有毒有害的弛放气和不凝气对空排放，导致环境遭受污染。

针对高压弛放气和低压不凝气氨含量超标而无法连续回收利用的问题，对高、低压洗氨系统进表 1高、低压洗氨泵故障统计行了技术改造。考虑到高、低压洗氨系统洗涤液用量较少(合计为1.07 m³/h)，从装置上游工序的中压锅炉给水泵出口管道引锅炉水至高、低压洗氨系统，不会导致中压锅炉给水泵超负荷跳车的生产事故；在高、低压洗氨系统界区增设水冷器，将锅炉水降温至设计指标40 ℃。中压锅炉给水泵出口压力为5.0 MPa，根据高、低压洗氨塔的不同工作压力和流量，增设2只调节阀以满足洗氨系统的操作指标要求。改造后氨回收系统工艺流程如图 2所示。

图 2

改造后氨回收系统工艺流程

本次改造共增加2只调节阀、1台换热器、6只手动阀、2只流量变送器、600 m信号线缆等，设备采购和安装费用合计为10.87万元。改造于2015年6月完成，7月投入运行。从改造完成投入运行至今，洗氨后的高压弛放气中含氨体积分数维持在110×10^-6以下，低压不凝气中含氨体积分数维持在0.017%以下，满足设计指标要求。因高压弛放气和低压不凝气得到有效回收利用，吨氨消耗明显下降，加热炉天然气消耗也明显降低，改造后也无高、低压洗氨泵备品备件及电耗等费用的产生，装置运行成本得到有效控制。改造前后吨氨天然气和原料气消耗比较如表 2所示。

通过改造，氨回收系统的安全性得到大幅提升，同时也减轻了操作人员和检修人员的工作量，取得了较好的经济效益和环保效益。