合成氨的工艺

以煤为原料合成氨 1概述 氨（Ammonia，旧称阿莫尼亚）是重要的无机化工产品之一，在国民经济中占有重要地位。农业上使用的氮肥，除氨水外，诸如尿素、硝酸铵、磷酸铵、氯化铵以及各种含氮复合肥都是以氨为原料生产的。合成氨是大宗化工产品之一，世界每年合成氨产量已达到1亿吨以上，其中约有80%的氨用来生产化学肥料，20%作为其它化工产品的原料。 　　合成氨指由氮和氢在高温高压和催化剂存在下直接合成的氨。别名氨气，分子式为NH3，英文名：synthetic ammonia。世界上的氨除少量从焦炉气中回收外，绝大部分是合成的氨。 　　合成氨主要用于制造氮肥和复合肥料。氨作为工业原料和氨化饲料，用量约占世界产量的12％。硝酸、各种含氮的无机盐及有机中间体、磺胺药、聚氨酯、聚酰胺纤维和丁腈橡胶等都需直接以氨为原料生产。液氨常用作制冷剂。 铵根离子 ：NH4+     ；其中氮的化学价为+ 3    ；NH3是氨气。 1.1发现和历史 1.1.1怎样固氮——问题浮出水面 氨（Amonia），分子式NH3，1754 年由英国化学家普里斯特利（J.Joseph Priestley）加热氯化铵和石灰石时发现。1784 年，法国化学家贝托雷（C.L.Berthollet）确定了氨是由氮和氢组成的。从那以后很长一段时间，氨的主要来源是氮化物，而氮化物的主要来源是自然界中的硝石矿产。 19 世纪以来，人类步入了现代化的历程。随着农业的发展，氮肥的需求量在不断提高；同时随着工业的突飞猛进，炸药的需求量也在迅速增长。1809 年，在智利发现了一个很大的硝酸钠矿产地；但是面对人类不断膨胀的需求，自然界的生物和矿产资源毕竟有限。然而全世界无论何处，大气的五分之四都是氮，如果有人能学会大规模地、廉价地把单质的氮转化为化合物的形式，那么，氮是取之不尽、用之不竭的。因此将空气中丰富的氮固定下来并转化为可被利用的形式，成为一项受到众多科学家注目和关切的重大课题，而合成氨，作为固氮的一种重要形式，也变成了19 至20 世纪化学家们所面临的突出问题之一。 1.1.2历经磨难，终成正果——从实验室到工业生产[1] 1.艰难的探索 氨的合成反应式： N2+3H2=2NH3 合成氨的化学原理，写出来，不过这样一个方程式；但就是这样一个简单的化学方程式， 从实验室研究到最终成功、实现工业生产，却经历了约150 年的艰难探索。在此期间，曾有 不少著名的化学家踏上了合成氨的研究之路，但他们的最终结局却都是无功而返。 1795 年，曾有人试图在常压下进行氨合成，后来又有人在50 个大气压下试验，结果都失败了。19 世纪下半叶，物理化学的巨大进展，使人们认识到由氮、氢合成氨的反应是可逆的，增加压力将使反应推向生成氨的方向，提高温度会将反应移向相反的方向，然而温度过低又使反应速度过小；催化剂对反应将产生重要影响。这实际上就为合成氨的试验提供了理论指导。 1900 年，法国化学家勒沙特列(Henri Le Chatelier)在研究平衡移动的基础上通过理论计 算，认为氮气和氢气在高压条件下可以直接化合生成氨。接着，他用实验来验证，但在实验 过程中发生了爆炸。他没有调查事故发生的原因，而是觉得这个实验有危险，于是放开了这 项研究工作，他的合成氨实验就这样夭折了。后来才查明实验失败的原因，是他所用混合气 体中含有氧气。 稍后，德国物理化学家能斯特（Walter Nernst）通过理论计算，竟然认为合成氨是不能 进行的。由于能斯特在物理化学领域的权威性，人工合氨的研究又惨遭厄运。后来才发现， 他在计算时误用一个热力学数据，以致得到错误的结论。 2.哈伯终成正果 在合成氨研究屡屡受挫的情况下，德国物理化学家F·哈伯（Fritz Haber）知难而进， 对合成氨进行了全面系统的研究和实验，决心攻克这一令人生畏的难题。 哈伯首先进行一系列实验，探索合成氨的最佳物理化学条件。在实验中，他所取得的某 些数据与能斯特的有所不同，但他并不盲从权威，而是依靠实验来检验，终于证实了能斯特 的计算是错误的。在一位来自英国的学生洛森诺的协助下，哈伯成功地设计出一套适于高压 实验的装置和合成氨的工艺流程：在炽热的焦炭上方吹入水蒸汽，可以获得几乎等体积的一 氧化碳和氢气的混和气体。其中的一氧化碳在催化剂的作用下，进一步与水蒸汽反应，得到 二氧化碳和氢气。然后将混和气体在一定压力下溶于水，二氧化碳被吸收，就制得了较纯净 的氢气。同样将水蒸汽与适量的空气混和通过红热的炭，空气中的氧和碳便生成一氧化碳和 二氧化碳而被吸收除掉，从而得到了所需要的氮气。 氮气和氢气的混和气体在高温高压的条件下及催化剂的作用下合成氨。但什么样的高温 和高压条件为最佳？以什么样的催化剂为最好？这还必须花大力气进行探索。以楔而不舍的 精神，经过不断的实验和计算，哈伯终于在1909 年取得了鼓舞人心的成果。这就是在600℃的高温、200 个大气压和锇为催化剂的条件下，能得到产率约为8％的合成氨（另说8%为理论产值，实际为6%）。8％的转化率不算高，当然会影响生产的经济效益。哈伯知道合成氨反应不可能达到象硫酸生产那么高的转化率，在硫酸生产中二氧化硫氧化反应的转化率几乎接近于100％。怎么办？哈伯认为若能使反应气体在高压下循环加工，并从这个循环中不断地把反应生成的氨分离出来，则这个工艺过程是可行的。于是他成功地设计了原料气的循环工艺。这就是合成氨的哈伯法。 走出实验室，进行工业化生产，仍将要付出艰辛的劳动。哈伯将他设计的工艺流程申请 了专利后，把它交给了德国当时最大的化工企业——巴登苯胺和纯碱制造公司。这个公司原 先 计划 项目进度计划表范例计划下载计划下载计划下载课程教学计划下载 采用以电弧法生产氧化氮，然后合成氨的生产方法。两相比较，公司立即取消了原先 的计划，组织了以化工专家C·博施（Carl Bosch）为首的工程技术人员将哈伯的设计付诸 实施。 首先，根据哈伯的工艺流程，他们找到了较合理的方法，生产出大量廉价的原料氮气、 氢气。通过试验，他们认识到锇虽然是非常好的催化剂，但是它难于加工，因为它与空气接 触时，易转变为挥发性的四氧化物；另外这种稀有金属在世界上的储量极少，价格极高。哈 伯建议的第二种催化剂是铀，铀不仅很贵，而且对痕量的氧和水都很敏感。为了寻找高效稳 定的催化剂，两年问，他们进行了多达6500 次试验，测试了2500 种不同的配方，最后选定 了含铅镁促进剂的铁催化剂。开发适用的高压设备也是工艺的关键。当时能受得住200 个大 气压的低碳钢，却害怕氢气的脱碳腐蚀；博施想了许多 办法 鲁班奖评选办法下载鲁班奖评选办法下载鲁班奖评选办法下载企业年金办法下载企业年金办法下载 ，最后决定在低碳钢的反应管子 里加一层熟铁的衬里，熟铁虽没有强度，却不怕氢气的腐蚀，这样总算解决了难题。 此时，德国皇帝威廉二世准备发动战争，急需大量炸药，而由氨制得的硝酸是生产炸药 的理想原料，于是巴登苯胺纯碱公司于1912 年在德国奥堡（Oppau）建成世界上第一座日 产30t合成氨的装置，1913 年9 月9 日开始运转，氨产量很快达到了设计能力。一百多年来无数科学家们合成氨的设想，终于得以实现。合成氨历经磨难，终于从实验室走向了工业化，它成了工业上实现高压催化反应的一座里程碑。由于哈伯和博施的突出贡献，他们分别获得1918、1931 年度诺贝尔化学奖金。其他国家根据德国发表的论文也进行了研究，并在哈伯-博施法的基础上作了一些改进，先后开发了合成压力从低压到高压的很多其他方法（表1-1）。 表1-1 氨合成方法 名称 合成压力（MPa) 年份 开发国家 哈伯-博施法 20.3 1913 德国 克劳德法 100.3 1917 法国 卡塞莱法 70.9-80.1 1920 意大利 佛瑟法 30.4 1921 意大利 蒙特·赛尼斯-伍德法 10.1-15.2 1921 德国 氮气工程公司法 30.4 1921 美国 到20世纪30年代初，合成氨已经成为世界上广泛采用的制氨方法。20 世纪70 年代以来，合成氨的生产不仅促进了如高压、低温、原料气制造、气体净化、特殊金属冶炼以及催化剂研制等方面的发展，还对一些化学合成工业，如尿素、甲醇和高级醇、石油加氢精制、高压聚合等起了巨大的推动作用。 表1-2 1931～1932年度世界氨产量（以N 计） 来源 产量（kt） 比例（%） 煤气副产氨水 472 15.3 氰化法 10 0.3 合成氨法 2609 84.4 1.1.3突飞猛进——工业化后的发展 1.原料构成的改变 自从合成氨工业化后，原料构成经历了重大的变化。 ①煤造气时期第一次世界大战结束，很多国家建立了合成氨厂，开始以焦炭为原料。20 年代，随着钢铁工业的兴起，出现了用焦炉气深冷分离制氢的方法。焦炭、焦炉气都是煤的加工产物。为了扩大原料来源，曾对煤的直接气化进行了研究。1926 年，德国法本公司采用温克勒炉气化褐煤成功。第二次世界大战结束，以焦炭、煤为原料生产的氨约占一半以上。 ②烃类燃料造气时期早在 20—30 年代，甲烷蒸汽转化制氢已研究成功。50 年代，天 然气、石油资源得到大量开采，由于以甲烷为主要组分的天然气便于输送，适于加压操作， 能降低氨厂投资和制氨成本，在性能较好的转化催化剂、耐高温的合金钢管相继出现后，以 天然气为原料的制氨方法得到广泛应用。接着，抗积炭的石脑油蒸汽转化催化剂研制成功， 缺乏天然气的国家采用了石脑油为原料。60 年代以后，又开发了重质油部分氧化法制氢。 到1965 年，焦、煤在世界合成氨原料中的比例仅占5.8％。从此，合成氨工业的原料构成由 固体燃料转向以气、液态烃类燃料为主的时期。 2.装置大型化 由于高压设备尺寸的限制，50 年代以前，最大的氨合成塔能力不超过日产200t 氨，60 年代初不超过日产400t 氨。随着由汽轮机驱动的大型、高压离心式压缩机研制成功，为合 成氨装置大型化提供了条件，大型合成氨厂的数目也逐年增多。合成氨厂大型化通常指规模 在日产540t 以上的单系列装置。1963 和1966 年美国凯洛格公司先后建成世界上第一座日产540t 和900t 氨的单系列装置，显示出大型装置具有投资省、成本低、占地少和劳动生产率 高等显著优点。从此，大型化成为合成氨工业的发展方向。近20 多年来，新建装置大多为 日产1000t～1500t 氨，1972 年建于日本千叶的日产1540t 氨厂是目前世界上已投入生产的 最大单系列装置。 1.1.4从无到有——中国的道路 1949 年前，中国仅在南京、大连有两家合成氨厂，在上海有一个以水电解法制氢为原 料的小型合成氨车间，年生产能力共为46kt 氨。 中华人民共和国成立以后，合成氨的产量增长很快。为了满足农业发展的迫切需要，除 了恢复并扩建旧厂外，20 世纪50 年代建成吉林、兰州、太原、四川四个氨厂。以后在试制 成功高压往复式氮氢气压缩机和高压氨合成塔的基础上，于60 年代在云南、上海、衢州、 广州等地先后建设了20 多座中型氨厂。70 年代以后，引进国外先进技术，建立了年产30 万t 的大型氨厂，拥有以各种燃料为原料、不同流程的大、中、小型装置多座。1983 年、1984年。我国的氨产量分别为16770kt 和18373kt（不包括台湾省），仅次于前苏联，占世界第二位。最近十多年来中国合成氨生产能力大幅增长，2002年中国合成氨总生产能力约4500×10。t／a，实际产量3654×10。t／a，能力和产量已居世界第一位。 中国作为农业大国，为满足我国自身的农业生产需求出发，我国的合成氨产业从无到有，迅速发展起来，并达到了世界的先进水平。 2煤合成氨 我国油、气资源少，煤炭资源丰富，随着科技的进步以煤为原料的氨厂仍有发展前景。提出了煤基合成氨工艺的选择原则，以煤为原料制氨的总体流程选择,大体上可分为水煤浆气化工艺路线及常压气化路线。 水煤浆气化工艺路线：美国德士古水煤浆气化技术是较完善的煤气化 技术，其气化温度高达1350～1450 ℃，气化压力从3. 92MPa 到 6. 37MPa 。该流程特点是以煤（主要用烟煤）为原料，制成水煤浆，配置大型空分装置，其氧气供气化，氮气在氮洗配入合成气之中，气化后饱含水的合成气先进入变换（耐硫催化剂）使CO与 H2O反应为 H2和CO2。经甲醇洗（Rectisol ）脱除CO2和 H2S，再经液氮洗脱除微量CO、CO2及其它杂质，配以N2制成纯净的净化合成气去氨合成工序。 常压气化路线：常压气化一般以无烟块煤或焦炭为原料，用空气或富氧空气气化，经常压脱硫、低压段压缩、变换脱 CO2、净化、高压段压缩去氨合成。[2] 下面介绍合成的一般工序及工艺。 2.1原料气的制备[3] 自然界中有丰富的空气和水。可采用空气分离法制得氮气；电解水获得氢，但这种方法不经济。目前生产合成氨是以焦炭、无烟煤、烟煤、褐煤等固体燃料，或以原油、轻油、重油等液体烃，或以焦炉气、天然气、油田气、石油废气等气体烃为原料制取氢气，在制氢过程中直接加入空气来获得氮。 除电解水的方法以外，不管用什么原料制取的氮、氢原料气都会产生如硫化物、二氧化碳、一氧化碳等气体、必须将这类杂质彻底脱除，以防止在合成氨生产过程中的催化剂中毒。因此，合成氨原料气的制取过程一般可分为： 造气——即制取含有氮、氢气的原料气。 净化——即对原料气进行净化处理，脱除氮、氢气以外的有害杂质。 这里重点介绍以固体煤为原料制取合成氨原料气的工艺过程原理。主要设备及净化技术。 2.1.1煤气化原理 固体煤在煤气发生炉中受热分解，释放出低分子量的碳氢化合物并使自身逐渐焦化，把这种焦化物近似地视为碳，碳与气化剂发生一系列的化学反应生成气体产物称为工业煤气。随着气化剂的不同则工业煤气又有如下几种。 碳与含氧[21％(体积)、含氮[79％(体积)]的空气 (气化剂)相互作用生成空气煤气；在1000℃赤热的碳层内碳与水蒸汽(气化剂)作用生成水煤气；与空气和适量蒸汽的混合气(气化剂)反应后生成混合煤气；用水蒸汽加适量空气或富氧空气作为气化剂，生成的气体成分为(CO十H2)／N2＝3.1~3.2(摩尔比)时，称为半水煤气。半水煤气是合成氨的原料气。工业煤气的组成如表2-1。 表2-1 工业煤气组成 煤气名称 气体组成，体积% H2 CO CO2 N2 CH4。。 O2 H2S。。 空气煤气 0.9 33.4 0.6 64.4 0.5 - - 水煤气 50.0 37.3 6.5 5.5 0.3 0.2 0.2 混合煤气 11.0 27.5 6.0 55.0 0.3 0.2 - 半水煤气 37.0 33.3 6.6 22.4 0.3 0.2 0.2 。。CH4含量随燃料及操作条件而变，H2S含量随燃料中硫量而变。 合成氨工业制取半水煤气方法主要有固定层间歇气化法、固定层连续气化法、沸腾气化法及气流层气化法。我国以固体燃料为原料的合成氨厂大部分采用固定层间歇气化法。 固定层间歇气化法制取半水煤气是将固体煤从炉顶以间歇方式加入煤气发生炉中，空气(或富氧空气)从炉底加入，自下而上通过燃料层，在燃料层内进行气化反应生成半水煤气。气化后的灰渣从炉底徘出。由固体煤组成的燃料层划分为干燥层、于馏层、气化层和灰渣层。气化层又划分为还原层和氧化层。如图2—1所示。 由炉顶间歇加入的固体煤自上而下逐一向下移动时，在高温下发生一系列的物理化学变化。 1．干燥层 新补充的燃料煤与热煤气接触将夹带的水分蒸发。 2．干馏层 由于温度继续升高燃料煤在此受热分解，释放出低分子量的碳氢化合物，煤焦化变为炭。 3．气化层 气化层具有很高的温度，是煤气发生炉中气化煤的最主要的区域。空气通过气化层时，在氧化层内碳与氧作用生成二氧化碳与一氧化碳。 4．灰渣层 固体残渣在煤气发生炉的底部形成灰渣层，它一方面预热和均匀分布气化剂，另一方面起到对炉算的保护作用，以避免炉算过热发生过大的变形。灰渣最终从炉底诽出。 2.1.2对制气用煤的质量要求 1.煤的水分含量 在煤中存有三种状态的水：化合水，系煤中有机质经过热分解而产生的，不作为水分的影响因素；外在水分(又称湿存水)；内在水分(又称吸附水)，其量不仅直接影响到煤的热值和煤的实用价值，而且对气化操作也有一定影响。 工业生产中，采用水当量的概念，若以W燃表示：单位时间内使一定数量物料的温度升高1C所需要的热量，它相当于水的公斤数，则W燃即表示煤的水当量，用W燃表示气体的水当量。若W气／W燃＝1时，煤中所含水分为临界水分。为了保证正常的气化状态，要求煤中的水分含量应远远低于临界水分，否则气化指标将会受到严重影响。一般焦炭和无烟煤正常水分含量均在临界水分以下。遇暴雨或表面吸附水特别高时，气化指标就会恶化，必须采取措施加速放热过程，如提高气化剂的氧含量等。 2.对挥发分的要求 煤中所含挥发分的多少与煤的碳化程度有关。用含高挥发分的煤制取的半水煤气中甲烷含量很高，它即消耗动力又浪费了原料，并且降低炉子的生产能力。一般，煤的挥发分含量不允许超过6％。 3.灰分 二氧化硅、氧化铁、氧化铝、氧化钙和氧化镁等无机物质是煤中灰分的主要成分。这些物质的含量对灰熔点起到决定性影响。灰分含量过高时，会降低燃料的反应活性，降低热效率，甚至因灰分过多而引起炉子不易排渣。一般要求煤中灰分含量不得超过15~20％。 4.硫分含量 在气化过程中煤中所含的硫有70~80％转化成含硫气体，其余30~20％转入灰渣中，进入灰渣的硫有降低灰渣溶点的作用。含硫化合物腐蚀金属，并且导致催化剂中毒。在合成氨生产中，根据流程的特点对含琉量有一定的要求。 以上四点是对煤化学组分的要求，除此以外，还要求有足够的机械强度、热稳定性、低的粘结性和一定的粒度等。 2.1.3间歇法制取半水煤气生产过程 1.工艺流程 在半水煤气生产过程中，中型生产厂一般采用直径2.74m、3m和3.6m的煤气发生炉。为了提高热效率；均采用回收吹风气热量和上吹煤气显热的流程。从上吹开始送入空气至下一次再送入空气时止包括五个阶段，即：(1)吹风阶段，(2)上吹制气阶段，(3)下吹制气阶段，(4)二次上吹制气阶段，(5)空气吹净阶段，称为一个工作循环。 半水煤气制取的工艺流程中，主要包括煤气发生炉，余热回收装置，煤气除尘装置，降温及储存设备，按装着两套管路系统轮流使用以分别进行吹风及制气作业，部分吹风气排空。一个工作循环的实施如图2—2所示，是通过自动控制机开启管路阀的程序进行的。可根据图2—2表中所列阀门的开与闭确定五个阶段作业时气体的流向。 煤气护制取半水煤气的工艺流程如图2—3所示。 燃料由煤气发生炉的顶部加入炉内，炉渣从炉底排出。 ①吹风操作 由风机送来压力为(18~25)kPa的空气；从炉底收入煤气炉中，空气中的氧与碳燃烧生成含氮和二氧化碳、少量一氧化碳的混合气体，放出热量提高了燃料层温度。为了回收一氧化碳的反应热，将吹风气送入燃烧室，同时在燃烧室内加入二次空气。吹入气中学一氧化碳与二次空气在燃烧室内燃烧释放出的热量由燃烧室蓄热砖吸收，吹风气中的部分细尘同时在燃烧室锥底沉降。吹风气经过废热锅炉回收显热后由烟囱排至大气层。 ②一次上吹制气操作 ． 吹气后的燃烧层已具有很高的温度，蒸汽与来自鼓风机的加氮空气温合由炉底加入，经灰渣层预热后进入气化区与碳反应生成半水煤气。半水煤气自炉顶进入燃烧室(此时不加二次空气)和废热锅炉回收显热后，经洗气箱和洗气塔除尘降温后送入气柜。 制气阶段给蒸汽加入空气的目的主要是为了得到氮气，制取(H2十CO)／N2＝3.1~3.2的半水煤气，因此把由鼓风机送来的空气称之为加氮空气。 ③下吹制气操作 只进行上吹制气，由于气化剂温度较低且气化反应大量吸热，致使气化层底部温度显著下降，有造成熄火的可能。另一方面，气化层变薄后，燃料层上部温度不断被高温煤气加热，气化层上移，煤气炉上部温度升高，煤气带走的显热损失增加。因此，改变吹气方向即下吹制气是避免上述现象发生的有效方法。下吹制气操作是将混合的蒸汽与加氮空气送入燃气室内进行预热后，从煤气发生炉顶部送入燃料层至气化层。反应生成的半水煤气经过灰渣层，一部分热量被灰渣层吸收后从炉底排出，提高了热效率。半水煤气经洗气箱和洗涤塔除尘和降温后送入气柜。 ④二次上吹制气操作 二次上吹制气操作过程与上吹制气操作过程相同。 由于在下吹制气操作完成后，燃料温度下降幅度很大，需要进行吹风操作加以提高炉温。但由于刚刚结束的下吹制气操作，煤气炉下部及燃料层残存着大量的半水煤气，立即吹风有可能发生爆炸。因此，采取二次上吹制气操作是为了用空气置换炉底的半水煤气。 ⑤空气吹净操作 二次上吹后，煤气炉上部空间及管道充满半水煤气。在炉内通入空气吹净是为了回收产品和防止爆炸。吹净气经燃烧室(不加二次空气)、废热锅炉、洗气箱及洗气塔除尘降温后送入气柜。 2.工艺条件 ⑴操作温度 间歇法生产半水煤气工艺过程中，炉温范围一般为1150~1200℃为宜。 在煤气发生炉中，最高温度点是在氧化层处，燃料层温度沿炉轴向而变。炉温高时，有利于生成一氧化碳和氢气，反应速率增快，能生产质量高的半水煤气和具有较高的产气量。若炉温过高，以致达到灰熔点时，炉内结疤会影响正常操作，一般炉温控制点是比燃料的灰熔点低50~100℃。 ⑵吹风速度 为了减少热量损失而最大限度地降低煤的消耗，要求吹风阶段应在最短的时间内将炉温升至气化过程所需的温度。加大吹风速度以供给氧化层足够的氧气会加速碳的燃烧反应，使炉温迅速提高缩短二氧化碳在还原层的停留时间，降低一氧化碳在吹风气中的含量以减少热损失。但吹风速度过大，会把小块燃料吹出炉外，燃料损失加大甚至吹成风洞使气化条件恶化。一般，对于直径2.74m的煤气炉，使用大块煤时吹风量控制在18000~32000Nm3/h，使用小块煤时，吹风量整制在13000~32000 Nm3/h。 ⑶蒸汽用量 制取高质量高产量的半水煤气，需要确定合适的蒸汽用量及上吹制气、下吹制气速度和吹气时间。一般，上映制气的吹气时间不宜过长，而下吹制气可比上吹制气时间长。内径2.74m的煤气发生炉蒸汽用量为5~7t/h。 ⑷燃料层高度 对于2.7m内径的煤气炉，从风帽算起燃料层高度为1.6~1.8m。 ⑸循环时间及分配 一般一个循环时间为2.5~3min。 工作循环时间取决于燃料的性质和各阶段的操作要求。不同燃料循环时间分配百分比例如表2-2所示。 表2-2 不同燃料循环时间分配百分比 燃料种类 工作循环中各阶段时间分配，% 吹风 上吹 下吹 二次上吹 空气吹净 无烟煤，粒度25~75mm 24.5~25.5 25~26 36.5~37.5 7~9 3~4 无烟煤，粒度15~25mm 25.5~26.5 26~27 35.5~36.7 7~9 3~4 焦 炭，粒度15~50mm 22.5~23.5 24~26 40.5~42.5 7~9 3~4 炭化煤球 27.5~29.5 25~26 36.5~37.5 7~9 3~4 ⑹气体成分 用做合成氨原料的半水煤气要求(CO十H2)／N2＝3.1~3.2，(CO十H2)＞68％。可通过改变加氯空气用量，增加回收阶段时间，变化被回收的吹风气量来调节氮含量。此外，应尽量降低甲烷、二氧化碳和氧含量，不允许O2≥0.5％。 以煤为原料，间歇法气化过程生成半水煤气的组成，按体积百分比计应为：CO30.31％，CO28.35％，H238.73％，N221.58％，CH40.73％，O230％及H2S1.276g／Nm3 2.1.4煤气炉的类型及结构 固定层煤气炉是合成氨主要设备，把固体燃料加入炉内，当气化剂通入时，在一定的工艺条件下便产生半水煤气。 煤气炉的总体结构：煤气炉由加料装置、炉体装置、炉底传动装置、出灰装置四个部件组成。U．G．I型煤气炉的总体结构如图2—4所示。 2.2一氧化碳的变换[4] 一氧化碳是氨合成的有毒气体。在生产中，变换是净化气体中一氧化碳的过程，也是制取氢气的过程。所以一氧化碳的变换率对合成氨的正常生产起着非常重要的作用。变换反应可以用下式表示 CO+H2O（g）=CO2+H2 △HOR=-41.19kJ·mol-1 2.2.1影响一氧化碳变换率的因素主要有以下几个方面[5] 1、温度 变换反应系可逆放热反应，温度降低，平衡向正方向移动，平衡常数Kp 值增大。不。不同反应温度下的平衡常数可用下式计算： 1gKP=2185/T-0.1102lgT+0.6218×10-3T-1.0604×10-7T2-2.218 不同温度下的平衡变换率见表2-3。 表2-3 不同温度下CO 平衡变换率 温度（℃） 平衡变换率（%） 温度（℃） 平衡变换率（%） 180 99 340 87 200 98 360 84 220 97 380 81 240 96 400 79 260 95 420 76 280 93 440 73 300 91 460 71 所以对炉温的控制非常重要，炉温过高不仅降低了平衡变换率，而且也容易烧毁催化剂。当然随着温度升高反应速率不断增加，但当速率达到最大值后就随温度的升高而降低。原因是在温度较低时平衡常数较大，而随着温度的升高平衡常数逐渐降低，最终使得反应速率随着温度的升高而降低。所以存在一个最适宜的温度，这个温度就是当温度升高而反应速率不再增加的温度。 2、H2O/CO H2O/CO比是指入变换炉水蒸汽与原料气中一氧化碳气的体积比，对一定气体而言，体现了水蒸汽的用量。无论是中温变换或低温变换，一氧化碳平衡变换率都是随H2O/CO提高而增加。其趋势都是先快后慢。同样的变换率温度不同所需的H2O/CO 不同，以低变为例，一氧化碳变换率为90%时，360℃H2O/CO比为0.8，而260℃H2O/CO比为0.4。因此在实际生产中采用低温变换可以减少蒸汽用量，达到节能降耗的目的。 3、压力 压力对变换反应平衡几乎没有影响，但提高压力将发生析碳等副反应，所以单就变换的反应平衡来看加压没有好处。可从动力学角度分析，加压可提高反应速率。另外，原料气体积小于变换气体积，所以先给原料气加压可以节能动力。具体操作压力根据大、中、小型氨厂的不同特点而定。一般小型氨厂为0.7～1.2MPa、中型氨厂为1.2～1.8MPa、大型氨厂压力可达5.2MPa，如果以烃类为原料的大型氨厂压力为3.0MPa左右。 4、二氧化碳和氢气 根据反应式可知一氧化碳变换反应过程中若能除去产物二氧化碳，可使反应平衡向生成H2的方向移动，从而提高一氧化碳的变换率。如果在一氧化碳变换反应中间增加一个脱碳装置，可以大大提高变换率。或先把变换气中的氢气单独提出加到后面工序中去，同样可以提高变换率。不过由于在变换气中氢气含量比较大，所以把氢气提出的方案不经济。 5、催化剂活性 催化剂的低温活性越好，就可以得到更快的反应速率和变换率。 总之，在催化剂、压力和工艺是一定的条件下要控制好一氧化碳的变换率，就要选好适宜的温度和H2O/CO进行控制。 2.2.2变换工艺 在合成氨及制氢工业生产过程中，原料气中的一氧化碳一般分两次脱除。大部分一氧化碳通过变换反应，将不可利用、较难脱除的一氧化碳变换为较易脱除的二氧化碳可以利用，同时得到与一氧化碳等量的氢气。因此一氧化碳变换既是原料气的净化过程，又是原料气制造的继续。少量残留的一氧化碳再通过后续的净化方法(如铜洗、甲烷化、液氮洗等)加以脱除。 一氧化碳变换反应均需在催化剂作用下进行，目前工业上使用的变换催化剂主要有Fe~Cr系中温变换催化剂、Cu~zn系低温变换催化剂和Co~Mo系耐硫变换催化剂。 以煤为原料，采用间歇制气的制气工艺，所制得的半水煤气的典型组成如表2-4所示。 表2-4 半水煤气的典型组成 组分 H2 CO CO2 N2 CH4·Ar O2 含量/% 40 30 8 20 1.5 0.5 此类工艺的后续净化方法(脱除少量一氧化碳、二氧化碳)主要有铜洗净化工艺和甲烷化净化工艺，两种工艺对变换工序的一氧化碳含量有不同的要求，铜洗净化工艺要求变换工序出口变换气中一氧化碳含量在1.2％左右，而甲烷化净化工艺则要求变换工序出口变换气中一氧化碳含量小于0.3％。变换工艺因此而有所不同。[4] 一、钢洗净化的变换工艺 与铜洗净化工艺配套的变换工艺主要有中变工艺、中变串低变工艺、全低变工艺和中低低工艺等。 1、使用Fe—Cr中变催化剂的中变工艺 如图所示，压缩来的半水煤气经饱和塔与循环热水逆流接触增湿提温后，人蒸汽混合器补充蒸汽至变换炉入口要求的汽气比，经热交换器与变换气换热提温至变换炉人口要求的温度后进入变换炉。变换炉通常装三段Fe~Cr中变催化剂，一二段间、二三段问采用水冷激方法降温增湿。变换炉出口变换气经热交换器加热人口半水煤气、水加热器加热循环热水而降温，再人热水塔回收热量后离开变换工序。 中温变换工艺的应用历史最为悠久，在长期实践过程中，进行了不断的改革和创新。主要有：①采用活性温度低、催化活性高的Fe~Cr中变催化剂，降低了入炉温度和汽气比；②采用段间水冷激降温措施，减少了系统的热负荷，降低了阻力降，有利于节省蒸汽；③强化了热量回收，提高了系统的热利用率等。 工艺指标为：人炉半水煤气温度320℃左右，热点温度460℃左右，出炉变换气温度380℃左右；出口CO％≤3.8％，入炉汽气比0.7左右，吨氨蒸汽消耗约800~1000kg/ tNH3。 2、Fe - Cr 中变催化剂串Co - Mo 耐硫低变催化剂的中串低工艺（一氧化碳变换工艺分析 张建宇　吕待清） 中串低工艺就是在Fe - Cr 中变催化剂后再串接Co - Mo 耐硫低变催化剂，中变气经热交后入低变炉。为了控制低变炉的入口温度,常在热交换器与低变炉之间增设一调温水加热器或水冷激增湿器,将低变炉入口温度控制在200 ℃左右,工艺如图 中串低工艺流程简图 1. 饱和热水塔　2. 水加热器 3. 热水泵　4. 低变炉/ 蒸汽混合器 5. 调温水加　6. 热交换器　7. 中变炉 目前中串低工艺的工艺指标为：入中变炉温度320 ℃左右,热点温度460 ℃左右，出中变炉温度400 ℃左右；入低变炉温度200 ℃左右，出低变炉温度240 ℃左右；中变炉出口CO 含量> 5 % ，低变炉出口CO 含量在1. 2 %左右；入中变炉水汽比0. 5～0. 6 ，吨氨蒸汽消耗400～600 kg。 3、 使用Co - Mo 耐硫低变催化剂的全低变工艺 全低变工艺是在中串低工艺基础上发展起来的,典型的工艺流程如图所示 全低变工艺流程简图 1. 饱和热水塔　2. 泵　3. 蒸汽混合器/ 水加热器 4. 热交换器　5. 调温水加1 　6. 变换炉　7. 调温水加2 目前全低变工艺的工艺指标为：入炉温度220 ℃左右,热点温度400 ℃左右,出变换炉温度250 ℃左右；变换炉出口CO 含量1. 2 %左右,入炉水汽比0.35～0.45 ，吨氨蒸汽消耗150～400kg。 4、Fe - Cr 中变串2 段Co - Mo 耐硫低变的中低低工艺 中低低工艺是在吸收了中串低和全低变工艺优点的基础上发展起来的,通常设2 段Fe - Cr 中变催化剂后串2 段Co - Mo耐硫低变催化剂，典型的工艺流程如图所示。 中低低工艺流程简图 1. 饱和热水塔　2. 泵　3. 蒸汽混合器/ 水加热器 4. 热交换器　5. 调温水加1 　6. 变换炉　7. 调温水加2 目前中低低工艺的工艺指标为:入中变炉温度320 ℃左右,热点温度460 ℃左右,出中变炉温度400 ℃左右;低变炉每段入口温度200 ℃左右,出口温度约220 ℃；中变炉出口CO 含量10 %～12 % ,低变炉出口CO 含量在1. 2 %左右；入炉水气比0.40～0.45， 吨氨蒸汽消耗300 kg 左右。 根据分析及工业应用的实际情况,各工艺的工业运行数据列于表2-5。 表2-5 　各工艺的工业运行数据对照表 项目 中变工艺 中串低工艺 全低变工艺 中低低工艺 催化剂用量 0.85 1.00 0.75 0.85 催化剂费用 0.65 1.00 1.10 0.95 使用周期(年) 2 2/5 1/3/5 2/3/5 年催化剂费用 0.95 1.00 1.30 0.80 出口CO含量(%) 3.5 1.2 1.2 1.2 H2S含量(mg/m3) - 30 200 100 吨氨蒸汽消耗(kg) 800 500 250 300 表2-5数据表明：中变工艺因蒸汽消耗大、出口CO含量高、运行经济性不佳已逐步被淘汰;中串低工艺节能效果虽较中变工艺有较大进步,但仍较高,现正被全低变、中低低工艺所取代。全低变工艺和中低低工艺两者各有特点:全低变工艺在蒸汽消耗、设备生产能力等方面占有优势,但存在对原料气、水质、汽质等要求较高、H2S 浓度较高、操作稳定性较差、年催化剂费用较高等不足；中低低工艺在蒸汽消耗、设备生产能力方面略逊色,但在对原料气、水质、汽质等要求与中串低工艺相似,操作习惯一致,操作的稳定性也较好,年催化剂费用较低。因此,在全低变工艺取得突破之前,以采用中低低工艺为宜。 二、甲烷化净化的变换工艺 此类变换工艺主要有：两次脱碳的Fe -Cr 中变催化剂串Cu - Zn 低变催化剂变换工艺、Fe - Cr 中变催化剂串2 段Co - Mo 耐硫低变催化剂的中低低深度变换工艺和全部使用Co - Mo 耐硫低变催化剂的全低变深度变换工艺。下面介绍Fe - Cr 中变串Cu - Zn 低变的变换工艺Fe - Cr 中变串Cu - Zn 低变的变换工艺如图5所示 Fe - Cr 中变串Cu - Zn 低变工艺流程图 1. 饱和热水塔　2. 泵　3. 水加热器/ 蒸汽混合器 4. 热交换器　5. 中变炉　6. 段间换热器 7. 低变换热器/ 蒸汽混合器　8. 低变炉 此工艺Fe - Cr 中变部分与铜洗净化流程中的Fe - Cr 中变工艺基本一致,但由于 需后串Cu - Zn 低变催化剂(耐硫性能较差) ,一般要求进入Cu - Zn 低变催化剂的工艺气中总硫含量小于0.1×10-6 ,因此以煤为原料制半水煤气的工厂在Fe - Cr 中变后无法直接串Cu - Zn 低变。 目前Fe - Cr 中变串Cu - Zn 低变的深度变换工艺的工艺指标为:中变炉入口温度320℃,热点温度460 ℃,出口温度380 ℃，CO 含量≤3.8 %；低变炉入口温度200℃,出口温度230℃,出口CO 含量≤0. 3 %； Fe - Cr 中变入炉汽气比0. 8 左右,Cu - Zn 低变入炉汽气比0. 15 左右，吨氨蒸汽消耗1200 kg 左右。 中低低深度变换工艺、全低变深度变换工艺的比较与铜洗净化的中低低、全低变的比较 基本相同,但因甲烷化净化对变换气中CO含量的要求更严,操作范围更小,因此全低变深度变换的操作不稳定性在甲烷化净化工艺中“影响”更大,后果亦更严重。 2.3脱酸性气体[6] 酸性气脱除的工艺较多，在以油、煤为原料的大型合成氨装置中，碳技术最为常用，国产NHD法脱硫脱碳技术也有工业化应用。 2.3.1低温甲醇洗低温甲醇洗法脱硫脱 低温甲醇洗是用低温的甲醇洗涤变换后工艺气，达到脱除工艺气中CO2、H2S等组分的目的。利用甲醇在低温、高压的条件下，对CO2、H2S有较高的吸收能力，对不欲除去的组分N2、H2等有较低的溶解度，将原料气中大部分的CO2、H2S吸收下来，然后通过减压、加热将CO2、H2S从甲醇溶液中解吸出来，同时甲醇溶剂得到再生。 变换根据所选用催化剂不同可分为耐硫变换和非耐硫变换，低温甲醇洗根据工艺特点可分为一步法和二步法。根据气化产出粗合成气中水蒸气含量不同，水激冷型气化一般配耐琉变换和一步法甲醇洗，废锅型气化一般可配非耐硫变换和二步法甲醇洗。 1）耐硫变换和一步法甲醇洗流程： 来自气化的粗合成气送入耐硫变换，经变换反应生成以H2、CO2为主要成分的变换气，来自气化的粗合成气送入耐硫变换，经变换反应生成以H2、CO2为主要成分的变换气，变换气经回收反应热量并分离富余水气后送低温甲醇洗，变换单元选用耐硫变换催化剂。变换气进入甲醇洗涤塔脱除气体中的CO2、H2S等杂质，在下塔脱除H2S，在上塔脱除CO2，脱除酸性气后的工艺气然后送气体精制单元。 吸收了CO2、H2S的甲醇先通过减压，解吸出部分CO2，再通过减压、气提解吸出部分CO2，最后通过加热使甲醇中H2S和残余的CO2得以全部析出，甲醇得以再生，并循环使用.一次减压解吸的CO2作为产品输出，二次气提解吸的CO2纯度较低，一般作为尾气放空，热再生产生的H2S气体送出界区进行处理。此甲醇洗工艺因脱硫、脱碳一步完成，因此称一步法。 2）非耐硫变换和二步法甲醇洗流程： 来自气化的粗合成气先送往甲醇洗单元H2S洗涤塔脱除H2S等硫组分；再送往非耐硫变换单元，通过补人水蒸气后在变换催化剂(非耐硫)作用下生成以H2、CO2为主要成分的变换气，变换气经回收反应热量并分离富余水气，再送低温甲醇洗；变换气再经低温甲醇洗变换气再经低温甲醇洗的CO2洗涤塔脱除CO2后送气体精制单元。 吸收H2S后的甲醇和吸收CO2的甲醇均通过减压、加热，解吸出H2S和CO2后循环使用，H2S和CO2气体分别送出界区。此甲醇洗工艺因脱硫、脱碳分两步完成，因此称二步法。 工艺流程如图 2.3.2NHD脱硫脱碳 NHD溶剂吸收H2S和CO2是一个典型的物理过程。利用H2S和CO2在NHD溶剂中的溶解度随着压力升高及温度降低而增大，当压力降低、温度升高时，H2S和CO2从溶剂中解吸出来等特点，用NHD溶剂在高压、低温下洗涤变换后的工艺气，脱除H2S和CO2等物质，然后通过减压、加热使溶剂得到再生。NHD溶剂对H2S的吸收有较好的选择NHD脱硫脱碳优点 (1)吸收气体能力强、净化度高。在正常操作工况下脱硫净化后的气体中总硫含量<5×10-6,脱碳净化后的气体中CO2体积分数仅为0. 05% ~0. 2%,总硫含量可小于0. 1×10-6。 (2)溶剂的化学稳定性和热稳定性好，不氧化、不降解、不起泡，溶剂蒸汽压极低，使用过程中挥发损失少，运行中不需添加消泡剂、活化剂，生产运行稳定，操作方便，且运行及维修费低。 (3) NHD溶液无毒、挥发少、对环境无污染，可在自然界中分解，装置设计中对静、动密封泄漏点采用全封闭收集，可使运行中的泄漏降为零。 (4)溶剂无腐蚀性,吸收能力强。因低温吸收可使溶液循环量减少，设计中采用多台水力透平回收能量，装置设备运行周期长，故总能耗较低。 工艺流程如图 2.4气体精制 酸性气脱除后的工艺气中仍含有少量CO和微量CO2，会导致氨合成催化剂中毒，因此在工艺气进合成系统前需脱除残留的CO和CO2。目前大型合成氨装置净化气精制工艺主要有液氮洗、甲烷化等。 2.4.1液氮洗 液氮洗工艺用来除去原料气中CO、Ar、CH4等杂质。为合成氨配制所需的氢氮混合气。用液氮洗涤CO及CH4，CO含量降到5mg／m3以下，CH4含量降到0.1mg／m3以下。来自甲醇洗装置，通过两个可切换分子筛吸咐器的原料气，在分子筛中CH3OH和CO2被除去直至痕量。预净化的原料气进入低温段，此系统封闭在冷箱中。原料气进入氮洗塔底部，大部分CH4被洗涤成富甲烷液体，原料气再进入氮洗塔的洗涤段，在洗涤段，一氧化碳和少量的甲烷被液态氮洗涤，成富CO液体。净化后的工艺气大约含10％的氮气并从氮洗塔顶部离开。氨合成及液氮洗所需的氮气来自空分装置，进入冷箱大约40℃，氮气在换热器中被氮洗塔顶部产品物流冷却及液化。液化的氮分成两股。一股在氮洗塔中作洗涤剂，而另一股与从氮洗塔来的净化氢气以3:1的比例进行混合，然后送往合成工序。富甲烷液体馏分离开氮洗塔底部，从大约4.7MPa膨胀到0.25MPa，在换热器中加热到大约30度后送出。富一氧化碳液体馏分离开氮洗塔洗涤段，在换热器中加热到大约30度后送往变换工序。 液氮洗是根据合成氨工艺气中各组分的沸点不同，用部分冷凝方式及类似精馏的操作，使工艺气中CO被N2所取代，达到脱除CO的目的；液氮洗在脱除CO同时可将CH4、Ar等不参与合成氨反应的杂质一并脱除。 工艺流程如图 2.4.2甲烷化法[7] （1）工艺条件 甲烷化是在催化剂作用下，甲烷化的化学反应式表式为气体精制通常采用甲烷化法和深冷净化法。将CO、CO2转化为CH4的过程，达到脱除CO、CO2目的。 1 温度 甲烷化反应为放热反应，因此从平衡观点看，温度低对化学平衡有影响，但温度太低(低于200℃以下)，CO会与镍生成Ni(CO)4，使催化列失去活性。从反应速率看，温度低反应速率馒，催化剂活性不能充分发挥；温度高反应速率快，但温度太高会使催化剂活性衰老加快在生产中，选择适宜温度，主要取决于催化剂活性温度范围。—般选280~400℃． 2 压力 甲烷化反应为体积缩小的反应，生成物的体积仅为反应物的—半，因此提高压力对甲烷化反应有利。但是，在实际生产中、CO与CO2的体积4分数往往低于1％，而H2的体积分数高达70％以上，即使在压力不太高的情况下，也可达到令人满意的效果。所以——般选用的操作压力为l~3MPa。 3 原料气成分 甲烷化反应是强放热反应，若原料气中CO和CO2含量高，易造成催化剂超温事故，同时使进人合成系统的甲烷含量增加。所以要求原料气中CO与CO2的体积分数小于0.7％。 原料气中水蒸气含量增加，也会影响甲烷化反应的进行，尤其在300℃以上，对摧化剂活性影响显著，原料气中水蒸气含量越少越好。 4 空速 空速反映着催化剂处理气体的能力，J101催化剂使用空速3000h -1，J105为6000h-1。 通常甲烷化催化剂活性是很高的，新催化剂刚投入使用时，反应器中只要约1／3催化剂就可使CO、CO2基本转化完全，热点处于这个位置，其余2／3催化剂作备用，以后随着摧化剂的中毒、老化，反应区逐渐下移，床层热点也逐渐下移。直至出口CO与CO2含量超出指标，就必须更换催化剂。 （2）甲烷化工艺流程和甲烷比炉 1、工艺流程 甲烷化过程中必须将脱碳后的气体加热到甲烷化反应所要求的温度(280℃以上)，反应后的热气体必须使其冷却到30~40度，才可送入合成压缩机入口。根据计算，原料气中碳氧化物只需达到0.5%~0.7％，甲烷化反应放出的热就可将气体预热到所需温度，但考虑到催化剂的升温还原以及原料气中碳氧化物含量波动，尚需补充热源，流程如图所示。 来自脱碳工序的脱碳气温度为71℃，进入换热器，与合成气压缩机低压缸出口气体换热，被预热到113℃左右，再进入高变气换热器，被加热到320—350℃后进入甲烷化炉， 自上而下通过催化剂层，反应后气体温度升到330—360℃，离开甲烷化炉后，经锅炉给水预热器冷却到150℃左右， 再经水冷却器冷却到38℃左右，经气液分离器分离掉水分后送往合成气压缩机。 2、甲烷化炉 甲烷化炉结构如图所示，为圆筒形立式设备，直径3m，高5m。炉内装有20m3催化剂。由于甲烷化炉内气体氢的分压较高，而且有时会发生超温事故，故壳体采用低合金钢(13-MnV钢、16Mo合金钢等)制成。催化剂层上下都有氧化铝球层和钢丝网，以免气体将摧化别层吹翻和利于气体分布。为防止催化剂过热，准确掌握催化剂启的温度变化，在催化剂层木同平面没有热电偶温度计套管。 2.5氨合成[8] 2.5.1氨合成反应的特点和催化剂 1、氨合成反应的特点 氨的合成是氨厂最后一道工序，任务是在适当的温度、压力和有催化剂存在的条件下，将经过精制的氢氮混合气直接合成成氨。然后将所产的气氨从未合成为氨的混合气体中冷凝分离出来，得到产品液氨，分离氨后的氢氮气体循环使用。 氨合成的化学反应式如下： 1/2 N2 + 3/2 H2 = NH3 这一化学反应具有如下几个特点： ①该反应是可逆反应：在氯气和氢气反应生成氨的同时，氨也分解成氢气和氮气，前者称为正反应，厅者称为逆反应。 ②该反应是放热反应：在生成氨的同时放出热量反应热与温度、压力有关。图2—5表示在30MPa时，每生成lkmol氨释放的热量与反应温度的关系。 ③该反应是体积缩小的反应：从反应式可以看出，由1.5个分子的氢和0.5个分子的氮，反应后生成1分子的氨，在化学反应过程中，体积减少。 ④反应需要有催化剂：实践 证明 住所证明下载场所使用证明下载诊断证明下载住所证明下载爱问住所证明下载爱问 ，在没有催化剂存在的条件下，生成氨的反应速度相当缓慢，在300~500℃的条件下，氨合成反应需要若干年才能达到平衡。但在适当催化剂的作用下，减少了氢氮气化合时所需要的能量，因此大大加快了反应速度。 2、氨合成铁系催化剂 在工业催化过程中，氨的合成是研究得最多，最深入的典型过程之一。近年来合成氨工业的进展，很大程度上是由于催化剂质量的提高而取得的，氨合成中的工艺条件也大都取决于所选用催化剂的性质。可见，催化剂的作用事十分重要的。通过研究发现，对氨合成反应具有活性的一系列金属中，以铁为主体，并添加有促进剂的铁系催化剂，价廉易得，活性良好，使用寿命长。因而铁系催化剂获得了广泛应用。 　　热力学计算表明，低温、高压对合成氨反应是有利的，但无催化剂时，反应的活化能很高，反应几乎不发生。当采用铁催化剂时，由于改变了反应历程，降低了反应的活化能，使反应以显著的速率进行。目前认为，合成氨反应的一种可能机理，首先是氮分子在铁催化剂表面上进行化学吸附，使氮原子间的化学键减弱。接着是化学吸附的氢原子不断地跟表面上的氮分子作用，在催化剂表面上逐步生成—NH、—NH2和NH3，最后氨分子在表面上脱吸而生成气态的氨。 上述反应途径可简单地表示为： xFe + N2→FexN FexN +［H］吸→FexNH FexNH +［H］吸→FexNH2 FexNH2 ＋［H］吸→FexNH3xFe+NH3 铁系催化剂的主要成分是FeO和Fe2O3并加入少量的其他金属氧化物A12O3、K2O、Cao等为促进剂(又称助催化剂)。 催化剂的活性组分是金属铁，而不是铁的氧化物。因此，使用前在一定的温度下，用氢氮混合气使其还原，即使氧化铁被还原为具有活性的α型纯铁。 催化剂还原反应为： FeO•Fe2O3+4H2=3Fe+4H2O ΔH＝149.9(kJ·mo1-1) 加入A12O3的作用：它能与氧化铁生成 FeO•A12O3晶体，其晶体结构与FeO•Fe2O3相同。当催化剂被氢氯混合气还原时，氧化铁被还原为α型纯铁，而A12O3不被还原，它覆盖在α-Fe品粒的表面，防止活性铁的微晶在还原时及以后的使用中进一步长大。这样。α-Fe的品粒间就出现了空隙，形成纵横交错的微型孔道结构，大大地增加了催化剂的表面积，提高了活性。 加入MgO的作用与A12O3有相似之处。在还原过程中，MgO也能防止活性铁的微晶进一步长大。但其主要作用是增强催化剂对硫化物的抗毒能力，并保护催化剂在高温下不致因晶体破坏而降低活性，故可延长催化剂寿命。 加入Cao的作用：为了降低熔融物的熔点和粘度，并使A