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）、二氧化碳11.2万吨/年(7136Nm3/h、336吨/天) 、产品氢气0.86万吨/年(11975Nm3/h、25.8吨/天) ，2004年破土动工，2005年11月建成投产，建设投资3.2亿元人民币，占地面积32000m 2。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4500Nm 3/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，2000m 3氨储罐等单元。装置从1000单元到1800单元主要是制氢部分由德国林德公司（Linde AG）提供基础设计，其他单元由寰球公司做基础设计。总体设计由寰球公司完成。装置进口部分有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，部分调节阀，其余部分全部国产。
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，主要是制氢部分由德国林德公司提供基础设计，其他单元由寰球公司做基础设计。总体设计由寰球公司完成。装置进口部分有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，部分调节阀，其余部分全部国产。
一、装置特点
1．转化炉进料气的H 2O/C=3.0,在此条件下装置所产H 2和CO 2的量，恰好可同时满足合同所要求的H 2和CO 2的数量。如果不要求同时满足H 2和CO 2的生产能力，仅要求满足H 2或仅要求满足CO 2一种产品的数量，此时H 20/C比可以改变，最低可降为：H 2O/C=2.7的条件下进行正常生产。
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NO X 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H 2/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高低被合理的分级利用。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℃以下则用循环水冷却。
6．MDEA 脱碳工序的工艺特点：
用MDEA 作溶剂脱除变换气中的CO 2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设投资。
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H 2等）自溶剂中先解吸出来并予以回收。它不仅提高了产品CO 2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CO 2解吸出来，它与来自再生塔顶并导入低压解吸塔的CO 2汇合，一起构成产品CO 2，其压力为：0.2MPa(A)。由于产品CO 2的压力比“两塔流程”中逸出的CO 2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CO 2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CO 2的排出压力提高，也减少了后系统在需用较高压力的CO 2时，CO 2压缩机的压缩功。再沸器的热负荷降低，CO 2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不足，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CO 2改为MDEA 工艺脱CO 2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部分组成：
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、氨储罐等几部分组成。
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行供给。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给，氮气由原厂4500 Nm 3/h空分装置供给，蒸汽由动力车间锅炉房供给，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、CO 2
四、装置历年来技术改造情况
自装置建成试投产以来进行了部分技术改造，截止至2008年11月份主要改造项目有：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、钴钼反应器加电热器、E1414改造、工艺冷凝液回收项目等。
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，主要进行粗脱硫，保证出口天然气中的达到设计要求的25PPm 。氧化铁脱硫剂的组成为αFe2O 3.XH 2O ，反应如下：
Fe （OH ）3+3H2S →Fe2S 3+6H2O
此反应为不可逆反应，在常温、常压下都可进行反应，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，反应如下：
COS+H2→H2S+H2O
CS2+4H2→2H2S+CH4
RSH+H2→H2S+RH
钴钼催化剂的主要组成是MoO 3、CoO ，并以Al 2O 3为载体。催化剂在硫化状态下活性最高，因此，在更换催化剂后要进行硫化，使氧化态的钴钼变成硫化态的钴钼，钴钼加氢器是利用加入原料天然气量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 —R CO —MO
+ H2 360℃-380℃ H 2S
R —SH
氧化锌脱硫槽是吸以收H 2S 和R —SH 、R —S —R’的装置, 具体有以下的反应:
H 2S+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行化学吸附，破坏了镍晶体表面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安全。此中毒是可逆反应，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应，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H 2S 时，由触媒表面反应产生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、天然气蒸汽转化反应原理
天然气与蒸汽混合在镍触媒的作用下进行转化分解，转化反应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。
CH 4+H2O=CO+3H2-Q
CnH2n+（2+n）H 2O=nCO+(2n+1)H2-Q
CO+ H2O =CO2+H2+Q
三、高、低变换反应原理
一氧化碳与水蒸汽分子吸附在高、低变催化剂活性表面被活化，活化分子相互作用生成二氧化碳和氢气，生成分子从催化剂表面解析。
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应为：
R 2CH 3N+CO2+H2O R 2CH 3NH +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，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，而且不发生化学反应，因而在脱碳过程中氢气、氮气损失较少。
MDEA 与二氧化碳反应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基础，利用不同气体组份在相同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分离提纯。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净的氢气。
六、合成反应原理
氨的合成反应为可逆的放热反应，其化学反应方程式为：
铁系催化剂 --
N 2（g ） + 3H2(g) 3 (g) + Q
由于该反应为可逆放热反应，仅有一部分H 2和N 2合成为NH 3，而且反应后体积缩小，因此低温、高压下是有利于反应平衡向右进行的，即低温、高压下操作可提高转化率。
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部分：氧化铁粗脱硫系统、钴钼脱硫系统、氧化锌脱硫系统
1、流程叙述
自界区外来压力0.3MPa(g)、流量9240 Nm℃/h(最大10101 Nm3/h)、总硫≤100PPm的天然气首先进入天然气油水分离器D1004，经油水分离后进入E1016经0.5 MPa(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应器(R1003A/B)进行脱硫。这两台反应器的其中任何一台都可以做为第一反应器；也可以只使用一台反应器进行正常生产，并对另一台反应器进行脱硫剂的更换，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1.7 MPa(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3.7 MPa(g)。
3.7 MPa(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-钼加氢反应器(R1002)。通过加氢反应，天然气中的有机硫转化为H 2S 。
热的原料天然气在钴-钼加氢反应器(R1002)反应后，通过两台串联的、内部装有氧化锌
脱硫剂的ZnO 脱硫反应器(R1001A/B)进行脱硫。这两台反应器的使用与氧化铁脱硫罐相同。脱硫后的天然气总硫降至0.1PPm ，脱硫后的气体去转化部分。
氧化锌脱硫的方式是按如下反应进行：
H 2S + 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，并且将部分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行烃类转化反应。
其主要反应方程式为：
CH 4 + H2O ——→CO + 3H2
CO + H2O ——→CO 2 +H2
转化反应需要的热量由燃烧来自PSA 单元的吹除气、脱碳系统的解析气、燃料天然气和一部分合成驰放气提供。如果出PSA 单元的H 2产品暂时没有用户，也可以将其一部分作为燃料。
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)，残余甲烷约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8.15 MPa(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）供给。
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) ，进入高温变换反应器（R1202）。在高变催化剂上发生变换反应，其反应方程式如下：
CO + H2O ——→H2 + CO2
变换反应是放热反应，转化气进入装有铁-铬催化剂的高温变换反应器（R1202）后，温度由340℃升到406℃；出高温变换反应器的变换气中的CO 含量被降到：3.2%（干基）。
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）加热部分锅炉给水，高变气的温度降为195℃后进入低温变换反应器（R1204）。
在低温变换反应器（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应，出低温变换反应器的低变气中的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，去低变气冷凝液分离器I （D1231）分出工艺冷凝液。
然后气体经低变气水冷器（E1216）冷却，进入低变气冷凝液分离器II （D1232）分出冷凝液。出低变气冷凝液分离器II 的气体被送入MDEA 脱碳部分。
出低变气冷凝液分离器I （D1231）和低变气冷凝液分离器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中进行汽提，使氨含量降至大约30ppm ，CO 2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中用一部分中压工艺蒸汽进行汽提。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。
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CO 2吸收塔（T1401）下段，大量CO 2在此段被MDEA 半贫液吸收，剩余CO 2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℃，CO 2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，在净化气冷凝液分离器(D1430)中分离出水份，然后送到变压吸附工序。
自CO 2吸收塔（T1401）下段引出的吸收了CO 2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)，在此解吸出的大部分H2和少量的CO 2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0.11 MPa(g)下继续解吸出CO 2，其余部分CO 2则由来自再生塔（T1404）顶部的CO 2饱和蒸气气提得到。低压解吸塔（T1403）塔顶得到的CO 2产品，经产品CO 2气水冷器（E1415）及产品CO 2气氨冷器（E1416）冷却后，送到产品CO 2气冷凝液分离器（D1431）分离出冷凝液后，得到10℃，纯度约99%（干基）的产品CO 2送出界区。产品CO 2气冷凝液分离器（D1431）分离出的冷凝液由低压解吸塔顶冷凝液泵（P1473A/B）将部分凝液打回流到低压解吸塔（T1403）塔顶，用以洗下解吸CO 2气中所夹带的微量MDEA ；另一部分与净化气冷凝液分离器(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部分；一部分由半贫液泵（P1471A/B）加压并作为半贫液送到CO 2吸收塔（T1401）下段，另一部分由再生塔给料泵（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CO 2解吸并从塔顶逸出，送到低压解吸塔（T1403）作为气提气，气提出部分的CO 2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CO 2吸收塔（T1401）上段。其中部分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（T1404）的进料管线及贫液泵（P1474A/B）入口管线间断地加入消泡剂。
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 ，CO 2，CH 4，及H 2O 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：99.99 vol%的H 2产品。
通过一系列减压和用H2吹除等步骤，使CO 、CO 2、CH 4及H 2O 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 、CO 2、CH 4及H 2O 外，还含有大量的H 2。
吸附器按下列步骤进行操作：
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H 2。
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H 2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H 2压力约2.58MPa(g)，一部分送氨合成工序，另一部分作为产品外输。
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2.55 MPa(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℃、12.2MPa(g)循环气混合，再返回压缩机，继续压缩到12.9 MPa(g)，经滤油器，除去夹带的微量油后，送入合成回路。合成气压缩机为二台往复式压缩机，其中一开一备。合成气压缩机出口设计油含量最大不超过0.2mg/Nm3
七、氨合成5100单元
反应为可逆的放热反应，其化学反应方程式为：
催化剂
N 2（g ） + 3H2(g) + Q
由于该反应为可逆放热反应，仅有一部分H 2和N 2合成为NH 3，而且反应后体积缩小，因此低温、高压是有利于反应平衡向右进行的，即低温、高压下操作可提高转化率。但是由于该反应速度较慢，保证一定的反应温度和压力尤为重要。
出合成气压缩机（C5001A/B）温度39.5℃、压力12.9 MPa(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：12.8 MPa(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部分构成。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（1.5~3.0mm）。在三个床层内既有径向流也有轴向流，使得床层达到充分地利用。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应热。
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，开始反应，温度升高；工艺气体从第一床层出来后，加入冷激气降温后进入第二床层，然后进入到换热器壳程，与进入塔内没有反应的工艺气体换热，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，进一步进行氨的合成反应，反应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还原。
离开合成塔的429︒C 的合成气，先经过合成气冷却器（E5111）回收反应热，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40︒C 。
然后，合成反应气经下列步骤进一步冷却、冷凝并分离出液氨产品：
——在冷交换器（E5115）中，合成气与从氨分离器（D5131）顶部出来的冷循环气换热，在管程，合成气被冷却到约35︒C ，在此有部分液氨被冷凝下来，分离出少量的液氨。
——反应气进一步在氨冷器（E5116）中冷却，并与来自冷交换器（E5115）的液氨混合，然后进入氨分离器（D5131）。氨分离器（D5131）分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。
由氨分离器（D5131）分离出的高压液氨，经减压阀排放到氨闪蒸槽（D5132）。氨闪蒸槽（D5132）的压力约为2.60 MPa(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0.41 MPa(g)，然后进入氨压缩机压缩，升压至约1.58 MPa(g)后，进入最终水冷器（E5211）被循环水冷却、冷凝。冷凝下来的40℃，1.53 MPa(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。
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15.7m ，容积2000m 3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。一部分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)高压饱和蒸汽。另一部分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。两部分高压蒸汽混合，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，一部分中压蒸汽被抽出，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 7.9 MPa，温度 450℃
中压蒸汽：压力3.7 MPa，温度358℃ （从界区外来的备用中压蒸汽的压力为3.9 MPa(g)，温度为410℃）
低压蒸汽：压力 0.5 MPa，温度190℃
7.9 MPa(g)，450℃高压过热蒸汽的用户主要为蒸汽透平发电机组。
3.7 MPa(g)，358℃中压蒸汽主要作为蒸汽转化用的工艺蒸汽。
0.5 MPa(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；剩余部分送至界区。
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应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，经分液罐分离液体后，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，支撑结构、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。
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、CO 2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中进行汽提，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中用一部分中压工艺蒸汽进行汽提。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。