第五章天然气凝液回收

第五章天然气凝液回收
如前所述，天然气（尤其是凝析气及伴生气）中除含有甲烷外，一般还含有一定量的乙烷、丙烷、丁烷、戊烷以及更重烃类。

为了符合商品天然气质量指标或管输气对烃露点的质量要求，或为了获得宝贵的液体燃料和化工原料，需将天然气中的烃类按照一定要求分离与回收。

目前，天然气中的乙烷、丙烷、丁烷、戊烷以及更重烃类除乙烷有时是以气体形式回收外，其它都是以液体形式回收的。

由天然气中回收到的液烃混合物称为天然气凝液(NGL)，简称液烃或凝液，我国习惯上称其为轻烃，但这是一个很不确切的术语。

天然气凝液的组成根据天然气的组成、天然气凝液回收目的及方法不同而异。

从天然气中回收凝液的工艺过程称之为天然气凝液回收（NGL回收，简称凝液回收），我国习惯上称为轻烃回收。

回收到的天然气凝液或直接作为商品，或根据有关产品质量指标进一步分离为乙烷、液化石油气(LPG，可以是丙烷、丁烷或丙烷、丁烷混合物）及天然汽油（C5+）等产品。

因此，天然气凝液回收一般也包括了天然气分离过程。

目前，美国、加拿大是世界上NGL产量最多的两个国家，其产量占世界总产量的一半以上。

第一节天然气凝液回收目的及方法
虽然天然气凝液回收是一个十分重要的工艺过程，但并不是在任何情况下回收天然气凝液都是经济合理的。

它取决于天然气的类型和数量、天然气凝液回收目的、方法及产品价格等，特别是取决于那些可以回收的烃类组分是作为液体产品还是作为商品气中组分时的经济效益比较[1,2]。

一、天然气类型对天然气凝液回收的影响
我国习惯上将天然气分为气藏气、凝析气及伴生气三类。

天然气类型不同，其组成也有很大差别。

因此，天然气类型主要决定了天然气中可以回收的烃类组成及数量。

气藏气主要是由甲烷组成，乙烷及更重烃类含量很少。

因此，只是将气体中乙烷及更重烃类回收作为产品高于其在商品气中的经济效益时，一般才考虑进行天然气凝液回收。

我国川渝、长庆和青海气区有的天然气属于乙烷及更重烃类含量很少的干天然气（即贫气），应进行技术经济论证以确定其是否需要回收凝液。

此外，塔里木、长庆气区有的天然气则属于含少量C5+重烃的湿天然气，为了使进入输气管道的气体烃露点符合要求，必须采用低温分离法将少量C5+重烃脱除，即所谓脱油（一般还同时脱水）。

此时，其目的主要是控制天然气的烃露点。

伴生气中通常含有较多乙烷及更重烃类，为了获得液烃产品，同时也为了符合商品气或管输气对烃露点的要求，必须进行凝液回收。

尤其是从未稳定原油储罐回收到的烃蒸气与其混合后，其丙烷、丁烷含量更多，回收价值更高凝析气中一般含有较多的戊烷以上烃类，当其压力降低至相包络区露点线以下时，就会出现反凝析现象。

因此，除需回收因反凝析而在井场和处理厂获得的凝析油外，由于气体中仍含有不少可以冷凝回收的烃类，无论分离出凝析油后的
气体是否要经压缩回注地层，通常都应回收天然气凝液，从而额外获得一定数量的液烃。

我国塔里木气区拥有较多的凝析气田，故将是国内生产天然气凝液的主要地区之一。

二、天然气凝液回收的目的
从天然气中回收液烃的目的是：①使商品气符合质量指标；②满足管输气质量要求；③最大程度地回收凝液，或直接作为产品或进一步分离为有关产品[3,4]。

1．使商品气符合质量指标
为了符合商品天然气质量指标，需将从井口采出和从矿场分离器分出的天然气进行处理，即
①脱水以满足商品气的水露点指标。

当天然气需经压缩方可达到管输压力时，通常先将压缩后的气体冷却并分出游离水后，再用甘醇脱水法等脱除其余水分。

这样，可以降低甘醇脱水的负荷及成本。

②如果天然气含有H2S、CO2时，则需脱除这些酸性组分。

③当商品气有烃露点指标时，还需脱凝液（即脱油）或回收NGL。

此时，如果天然气中可以冷凝回收的烃类很少，则只需适度回收NGL以控制其烃露点即可；如果天然气中氮气等不可燃组分含量较多，则应保留一定量的乙烷及较重烃类（必要时还需脱氮）以符合商品气的热值指标；如果可以冷凝回收的烃类成为液体产品比其作为商品气中的组分具有更好经济效益时，则应在符合商品气最低热值的前提下，最大程度地回收NGL。

因此，NGL的回收程度不仅取决于天然气组成，还取决于商品气热值、烃露点指标等因素。

2．满足管输气质量要求
对于海上或内陆边远地区生产的天然气来讲，为了满足管输气质量要求，有时需就地预处理，然后再经过管道输送至天然气处理厂进一步处理。

如果天然气在管输中析出凝液，将会带来以下问题：
①当压降相同时，两相流动所需管线直径比单相流动要大。

②当两相流流体到达目的地时，必须设置液塞捕集器以保护下游设备。

为了防止管输中析出液烃，可考虑采取以下方法：
①只适度回收NGL，使天然气烃露点满足管输要求，以保证天然气在输送时为单相流动即可，此法通常称之为露点控制。

例如，长庆气区榆林及苏里格气田天然气为含有少量C5+重烃的湿天然气，分别经过各自天然气处理厂脱油脱水使其水、烃露点符合商品气质量指标后进入陕京输气管道。

②将天然气压缩至临界冷凝压力以上冷却后再用管道输送，从而防止在管输中形成两相流，即所谓密相输送。

此法所需管线直径较小，但管壁较厚，而且压缩能耗很高。

例如，由加拿大BC省到美国芝加哥的“联盟 (Alliance)”输气管道即为富气高压密相输送，管道干线及支线总长3686km，主管径914/1067mm，管壁厚14mm，设计输气能力为150×108m3/a，工作压力12.0MPa，气体热值高达44.2MJ/m3。

③采用两相流动输送天然气。

以上三种方法中，前两种方法投资及运行费用都较高，故应对其进行综合比较后从中选择最为经济合理的一种方法。

3．最大程度回收天然气凝液
在下述情况下需要最大程度地回收NGL：
①从伴生气回收到的液烃返回原油中时价值更高，即回收液烃的主要目的是为了尽可能地增加原油产量。

②从NGL回收过程中得到的液烃产品比其作为商品气中的组分时价值更高，因而具有良好的经济效益。

当从天然气中最大程度地回收NGL时，即就是残余气（即回收NGL后的干气）中只有甲烷，通常也可符合商品气的热值指标。

但是，很多天然气中都含有氮气及二氧化碳等不可燃组分，故还需在残余气中保留一定量的乙烷，必要时甚至需要脱除天然气中的氮气。

例如，英国气体（British Gas）公司突尼斯Hannibai 天然气处理厂的原料气中含有16%以上的N2和13%以上的CO2，必须将N2脱除至小于 6.5%以满足商品气的指标，水、BTEX（苯、甲苯、乙苯和二甲苯）及CO2等也必须脱除至很低值，以防止在脱氮装置（NRU）的低温系统中有固体析出。

由此可知，由于回收凝液的目的不同，对凝液的收率要求也有区别，获得的凝液组成也各不一样。

目前，我国习惯上又根据是否回收乙烷而将NGL回收装置分为两类：一类以回收乙烷及更重烃类为目的；另一类以回收丙烷及更重烃类为目的。

因此，第二章中所述的以控制天然气水、烃露点为目的的脱油脱水装置，一般均属于后者。

三、天然气凝液回收方法
NGL回收可在油气田矿场进行，也可在天然气处理厂、气体回注厂中进行。

回收方法基本上可分为吸附法、吸收法及冷凝分离法三种。

（一）吸附法
吸附法系利用固体吸附剂（例如活性炭）对各种烃类的吸附容量不同，从而使天然气中一些组分得以分离的方法。

在北美，有时用这种方法从湿天然气中回收较重烃类，且多用于处理量较小及较重烃类含量少的天然气，也可用来同时从天然气中脱水和回收丙、丁烷等烃类（吸附剂多为分子筛），使天然气水、烃露点都符合管输要求。

吸附法的优点是装置比较简单，不需特殊材料和设备，投资较少；缺点是需要几个吸附塔切换操作，产品局限性大，能耗与成本高，燃料气量约为所处理天然气量的5%，因而目前很少应用。

（二）油吸收法
油吸收法系利用不同烃类在吸收油中溶解度不同，从而将天然气中各个组分得以分离。

吸收油一般为石脑油、煤油、柴油或从天然气中得到的C5+凝液（天然汽油，稳定轻烃，稳定凝析油）。

吸收油相对分子质量越小，NGL收率越高，但吸收油蒸发损失越大。

因此，当要求乙烷收率较高时，一般才采用相对分子质量较小的吸收油。

（文献[2]图9-1）
图5-1低温油吸收法原理流程图
1．工艺流程简介
按照吸收温度不同，油吸收法又可分为常温、中温和低温油吸收法（冷冻油吸收法）三种。

常温油吸收法吸收温度一般为30℃左右；中温油吸收法吸收温度一般为-20℃以上，C3收率约为40%左右；低温油吸收法吸收温度一般在-40℃左右，C3收率一般为80%～90%，C2收率一般为35%～50%。

低温油吸收法原理流程图见图5-1。

图中原料气先与离开吸收塔的冷干气换热，再经冷冻（冷剂制冷）后进入吸
收塔与冷吸收油逆流接触，使气体中大部分丙、丁烷及戊烷以上烃类被吸收下来。

从吸收塔顶流出的冷干气与原料气换热后外输。

由吸收塔底部流出的富吸收油（富油）进入富油稳定塔中，由塔顶脱除甲烷等作为燃料，然后进入富油蒸馏塔蒸出NGL并去NGL蒸馏塔分离为液化石油气（LPG）和稳定天然汽油（C5+重烃）。

从富油蒸馏塔底流出的贫吸收油（贫油）经冷冻（冷剂制冷）后返回吸收塔循环使用。

如果采用装置自己得到的天然汽油作为吸收油，则可取消富油蒸馏塔，将富油稳定塔塔底的NGL直接进入NGL蒸馏塔即可。

2．国内外现状
⑴国外[4]
油吸收法是20世纪五六十年代广泛使用的一种NGL回收方法，尤其是在60年代初由于低温油吸收法收率较高，压降较小，而且允许使用碳钢，对原料气处理要求不高，且单套装置处理量较大，故一直在油吸收法中占主导地位。

但因低温油吸收法能耗及投资较高，因而在70年代以后已逐渐被更加经济与先进的冷凝分离法取代。

目前，仅美国个别已建油吸收法NGL回收装置仍在运行外，大多数装置均已关闭或改为采用冷凝分离法回收NGL。

⑵国内[5]
我国自20世纪六七十年代以来已建成了上百套NGL回收装置，基本上都是采用冷凝分离法。

但在2001年后个别油田新建或改建的NGL回收装置还采用了低温油吸收法。

例如，大庆油田萨中30×104m3/d的NGL回收装置，原设计采用氨压缩制冷的浅冷分离工艺，改建后采用了浅冷分离—油吸收组合工艺，冷冻温度为-17℃（因而实质上是采用氨压缩制冷的中温油吸收法），C3收率由原来的30.1%(w，下同)提高到68.5%，见表5-1。

另外，海南福山油田新建的第一套NGL回收装置（30×104m3/d）采用的也是油吸收法，冷冻温度为-30℃（因而实质上是采用丙烷压缩制冷的低温油吸收法），C3收率设计值在80%以上。

表5-1大庆萨中NGL回收装置改建前后收率比较
大庆油田萨中NGL回收装置原料气为低压伴生气，先压缩至1.3MPa，再经冷却、冷冻至约-20℃进行气液分离，然后气体去吸收塔，凝液去脱乙烷塔等。

吸收油为本装置的稳定天然汽油（我国习惯上称为稳定轻烃）。

由于报道中未介绍不同改建方案投资、收率、能耗等综合比较结果，故只能从其原工艺流程推测该装置改建时采用浅冷分离—油吸收组合工艺的原因是：①原料气仅压缩至1.3MPa，即使采用透平膨胀机制冷法效果也不显著；②改建前采用浅冷分离工艺，原料气冷冻温度在-20℃以上，设备、管线均采用碳钢。

如果采用透平膨胀机制冷法，则需采用低温钢材；③改建前采用乙二醇作为水合物抑制剂，如果采用透平膨胀机制冷法，则必须改用分子筛脱水。

所以，针对该装置改建前具体情况，从投资、收率等角度考虑，该装置改造为浅冷—油吸收组合工艺还是合适的。

但是，如果是新建装置，就应对浅冷分离—油吸收组合工艺和其它工艺方案进行技术经济综合比较后，从而确定最佳方案。

海南福山油田新建第一套NGL回收装置原设计考虑到原料气为高压凝析气（3.5MPa），外输干气压力仅要求为1.6MPa，故拟采用丙烷预冷—透平膨胀机制
冷的深冷分离工艺，C3收率设计值在85%以上。

但之后考虑到该油田处于开发初期，原料气压力与规模有待落实，故改用低温油吸收法。

2003年该装置投产后的实践表明，原料气压力稳定，天然气产量仍在不断增加，所以在2005年又新建了第二套NGL回收装置（50×104m3/d）。

这套装置在总结以往经验教训的基础上，考虑到原料气中C1/C2比值（体积分数比）在3.5，因而采用了有重接触塔（见本章第三节之五所述）的丙烷预冷—透平膨胀机制冷联合工艺，C3收率设计值在90%以上。

此外，为了提高第一套装置的C3收率及降低装置能耗，在2004年改建中也增加了一具重接触塔，并将冷油吸收系统停运。

改建后装置的液化石油气及稳定天然汽油产量都有明显增加。

实际上我国自20世纪六七十年代以来，除最早建设的某凝析气田NGL回收装置由于受当时条件限制而采用浅冷分离工艺外，国内以后建成的高压凝析气田NGL回收装置多采用冷剂预冷—透平膨胀机制冷的深冷分离工艺。

实践证明，这种工艺是先进可靠、经济合理的。

只要在设计中考虑周到，就可以较好地适应高压凝析气田在开发过程中的变化情况。

(三)冷凝分离法
冷凝分离法是利用在一定压力下天然气中各组分的沸点不同，将天然气冷却至露点温度以下某一值，使其部分冷凝与气液分离，从而得到富含较重烃类的天然气凝液。

这部分天然气凝液一般又采用精馏的方法进一步分离成所需要的液烃产品。

通常，这种冷凝分离过程又是在几个不同温度等级下完成的。

由于天然气的压力、组成及所要求的NGL回收率或液烃收率不同，故NGL 回收过程中的冷凝温度也有所不同。

根据其最低冷凝分离温度，通常又将冷凝分离法分为浅冷分离与深冷分离两种。

前者最低冷凝分离温度一般在-20～-35℃，后者一般均低于-45℃[4]，最低在-100℃以下。

深冷分离（cryogenic separation或deepcut）有时也称为低温分离。

但是，天然气处理工艺中提到的低温分离（low temperature separation）就其冷凝分离温度来讲，并不都是属于深冷分离范畴。

例如，第三章中所述的低温分离法即为一例。

此外，天然气处理工艺中习惯上区分浅冷及深冷分离的温度范围与低温工程中区分普冷、中冷和深冷的温度范围也是有所区别的。

冷凝分离法的特点是需要向气体提供温度等级合适的足够冷量使其降温至所需值。

按照提供冷量的制冷方法不同，冷凝分离法又可分为冷剂制冷法、膨胀制冷法和联合制冷法三种。

1．冷剂制冷法
冷剂制冷法也称外加冷源法（外冷法）、机械制冷法或压缩制冷法等。

它是由独立设置的冷剂制冷系统向天然气提供冷量，其制冷能力与天然气无直接关系。

根据天然气的压力、组成及NGL回收率要求，冷剂（制冷剂、制冷工质）可以是氨、丙烷或乙烷，也可以是丙烷、乙烷等混合物（混合冷剂）。

制冷循环可以是单级或多级串联，也可以是阶式制冷（覆叠式制冷）循环。

天然气处理工艺中几种常用冷剂的编号、安全性分类及主要物理性质见表5-2[4,6]。

⑴适用范围在下述情况下可采用冷剂制冷法：
①以控制外输气露点为主，同时回收一部分凝液的装置（例如低温法脱油脱水装置）。

外输气实际烃露点应低于最低环境温度，原料气冷凝分离温度与外输气露点之间的温度差按照第三章中有关内容确定。

②原料气中C3以上烃类较多，但其压力与外输气压力之间没有足够压差可供利用，或为回收凝液必须将原料气适当增压，增压后的压力与外输气压力之间
没有压差可供利用，而且采用冷剂又可经济地达到所要求的凝液收率。

①
①表中冷剂编号、安全性分类及常压沸点数据取自文献[6]，其它数据取自文献[2]。

②冷剂安全性分类包括两个字母，大写英文字母表示毒性危害分类：A表示高毒性、B表示低毒性；阿拉伯字母表示燃烧性危害分类：1表示不可燃及无火焰蔓延，2表示有燃烧性，3表示有爆炸性。

⑵冷剂制冷温度冷剂制冷温度主要与其性质和蒸发压力有关。

如原料气的冷凝分离温度已经确定，可先根据表5-2中冷剂的常压沸点（正常沸点）、冷剂蒸发器类型及冷端温差初选一两种冷剂，再对其它因素（例如冷剂性质、安全环保、制冷负荷、装置投资、设备布置及运行成本等）进行综合比较后最终确定所需冷剂。

初选时需要考虑的因素如下：
①氨适用于原料气冷凝分离温度高于-25～-30℃时的工况。

②丙烷适用于原料气冷凝分离温度高于-35～-40℃时的工况。

③以乙烷、丙烷为主的混合冷剂适用于原料气冷凝分离温度低于-35～-40℃时的工况。

④能使用凝液作冷剂的场合应尽量使用凝液。

⑶工艺参数冷剂制冷工艺参数可根据下述情况确定：
①冷剂蒸发温度应根据工艺要求和所选用的蒸发器类型确定。

②板翅式蒸发器的冷端温差一般取3～5℃，管壳式蒸发器的冷端温差一般取5～7℃。

③蒸发器中原料气与冷剂蒸气的平均温差一般在10℃以下，不宜大于15℃。

如果偏大，应采用分级压缩、分级制冷提供不同温度等级（温位）的冷量。

丙烷冷剂可分为2～3级。

④确定制冷负荷时应考虑散热损失等因素，可取5%～10%的裕量。

天然气采用各种制冷方法回收凝液时在相图上轨迹见表5-2。

（文献[1]图6-3）
图5-2NGL回收在天然气相图上的轨迹线
2.膨胀制冷法
膨胀制冷法也称自制冷法(自冷法)。

此法不另设置独立的制冷系统，原料气降温所需冷量由气体直接经过串接在本系统中的各种膨胀制冷设备或机械来提供。

因此，制冷能力取决于气体压力、组成、膨胀比及膨胀设备的热力学效率等。

常用的膨胀设备有节流阀（焦耳—汤姆逊阀）、透平膨胀机及热分离机等。

⑴节流阀制冷在下述情况下可考虑采用节流阀制冷：
①压力很高的气藏气（一般在10MPa或更高），特别是其压力随开采过程逐渐递减时，应首先考虑采用节流阀制冷。

节流后的压力应满足外输气要求，不再另设增压压缩机。

如果气体压力已递减到不足以获得所要求的低温时，可采用冷剂预冷。

②原料气压力较高，或适宜的冷凝分离压力高于外输气压力，仅靠节流阀制冷也可获得所需的低温，或气量较小不适合采用透平膨胀机制冷时，可采用节流阀制冷。

如果气体中含有较多重烃，仅靠节流阀制冷不能满足冷量要求时，可采用冷剂预冷。

③原料气与外输气之间有压差可供利用，但因原料气较贫故回收凝液的价值不大时，可采用节流阀制冷，仅控制其水、烃露点以满足外输气要求。

如节流后温度不够低，可采用冷剂预冷。

采用节流阀制冷的低温分离法工艺流程图见图3-3。

⑵热分离机制冷热分离机是20世纪70年代由法国Elf-Bertin公司开法的一种简易可行的气体膨胀制冷设备，有转动喷嘴式（RTS）和固定喷嘴式（STS）两种类型，见图5-3。

热分离机的膨胀比一般为3～5，不宜超过7，处理能力一般小于104m3/d（按进气状态计）。

（文献[2]图9-5，包括图下面的注解）
图5-3 热分离机结构示意图
20世纪80年代以来，我国一些NGL回收装置曾采用过热分离机制冷，但因各种原因目前多已停用或改用透平膨胀机制冷。

例如，川中油气矿曾建成一套10×104m3/d采用热分离机制冷的NGL回收装置，长期在膨胀比为3.5左右运行，但凝液收率很低，故在以后改用透平膨胀机制冷，凝液收率有了很大提高。

⑶透平膨胀机制冷当节流阀制冷不能达到所要求的凝液收率时，如果具备以下一个或多个条件时可考虑采用透平膨胀机制冷[4]，即：①原料气压力高于外输气压力，有足够无偿压差可供利用；②原料气为单相气体；③要求有较高的乙烷收率；④要求装置布置紧凑；⑤要求公用工程费用低；⑥要求适应较宽范围的压力及产品变化；⑦要求投资少。

透平膨胀机的膨胀比（进入和离开透平膨胀机的流体绝压之比）一般为2～4，不宜大于7。

如果膨胀比大于7，可考虑采用两级膨胀，但需进行技术经济分析及比较。

1964年美国首先将透平膨胀机制冷技术用于NGL回收过程中。

由于此法具有流程简单、操作方便、对原料气组成变化适应性大、投资低及效率高等优点，因此近几十年来发展很快。

在美国，新建或改建的NGL回收装置有90%以上都采用了透平膨胀机制冷法。

在我国，目前绝大部分NGL回收装置也都采用透平膨胀机制冷法。

4．联合制冷法
联合制冷法又称冷剂与膨胀联合制冷法。

顾名思义，此法是冷剂制冷法及膨胀制冷法二者的组合，即冷量来自两部分：高温位（-45℃以上）的冷量由冷剂制冷法提供；低温位（-45℃以下）的冷量由膨胀制冷法提供。

二者提供的冷量温位及数量应经过综合比较后确定。

当NGL回收装置以回收C2+烃类为目的，或者原料气中C3+组分含量较多，或者原料气压力低于适宜的冷凝分类压力时，为了充分回收NGL而设置原料气压缩机时，应考虑采用有冷剂预冷的联合制冷法。

此外，当原料气先用压缩机增压然后采用联合制冷法时，其冷凝分离过程通常是在不同压力与温位下分几次进行的，即所谓多级冷凝分离。

多级冷凝分离的级数也应经过技术经济比较后确定。

目前，NGL回收装置通常采用的几种主要方法的烃类收率见表5-3。

表中数据仅供参考，其中节流阀制冷法的原料气压力应大于7MPa。

如果压力过低，就应对原料气进行压缩，否则由膨胀制冷提供的温位及冷量就会不够。

另外，表中的马拉（Mehra）法的实质是采用物理溶剂（例如N-甲基吡咯烷酮）作为吸收剂，将原料气中的C2+吸收后，采用抽提蒸馏等方法获得所需的C2+。

乙烷、丙烷的收率依据市场需求情况而定，分别为2%～90%和2%～100%。

这种灵活性是透平膨胀机制冷法所不能比拟的。

第二节冷剂制冷和膨胀制冷原理与技术
如上所述，采用冷凝分离法回收NGL时向原料气提供冷量的任务是由制冷系统实现的。

因此，冷凝分离法通常又是按照制冷方法不同分类的。

所谓制冷（致冷）是指利用人工方法制造低温（即低于环境温度）的技术。

制冷方法主要有三种：①利用物质相变（如融化、蒸发、升华）的吸热效应实现制冷；②利用气体膨胀的冷效应实现制冷；③利用半导体的热电效应以及近来开发的顺磁盐绝热法和吸附法实现制冷。

在NGL回收过程中广泛采用液体蒸发和气体膨胀来实现制冷。

利用液体蒸发实现制冷称为蒸气制冷。

蒸气制冷又可分为蒸气压缩式（机械压缩式）、蒸气喷射式和吸收式三种类型，目前大多采用蒸气压缩式。

气体膨胀制冷目前广泛采用透平膨胀机制冷，也有采用节流阀制冷和热分离机制冷的。

在我国天然气工业中，通常也将采用制冷技术使天然气温度降至低温的过程称做冷冻，以示与温度降至常温的冷却过程不同。

因此，它与低温工程中冷冻的涵义不是完全相同的。

从投资来看，氨吸收制冷系统一般可与蒸气压缩制冷系统竞争，而操作费用则取决于所用热源和冷却介质（水或空气）在经济上的比较。

氨吸收制冷系统对热源的温度要求不高，一般不超过200℃，故可直接利用工业余热等低温热源，节约大量电能。

整个系统由于运动部件少，故运行稳定，噪音小，并可适应工况变化。

但是，它的冷却负荷一般比蒸气压缩制冷系统约大一倍。

因此，只在有余。