?y0,0?MK,0??=0.0915×（1－实际出口氨含量：yNH3,1?yNH3,1???1?M?K,1??00.15×10515.504 Mk,1） 式中：Mk,1 = Mk,0－M1
Mk,1=（10515.504－723.268)=9792.236 =0.0915（1－0.15×10515.504÷9792.236）=0.079 d.计算A1,1(反算)
由A106催化剂活性曲线查， 当 =390℃，=0.029时 =10.2×10-5 当 =480℃，=0.095时 =7.0×10-5 =[+]÷2=3.6×10-5 ×(-) =2.896×10-5
第一段催化剂用量： =2.896?10?5?206021.429?3.0m3 ②第二绝热床层的计算
出第一床层的气体在冷激气的冷激下温度降到400℃，然后进入第二床层进行反应
设冷激气的量占总入塔气的25%，则进第二绝热床层摩尔流量： Mk2= Mk1+ 0.25Mk0
10515.504=14404.082kmol=3） =9775.207+0.25×
首先假定催化剂层温度=410℃ 由出第二段气体温度 =480℃
设y0.3=0.1554，设出口氨含量为16.5%，则： =0.165÷(1-0.1554)=0.195 ， =0.141 进入第三段气体量为：
=14404.083－868.088=13535.995kmol[(480－188.5)÷ (355－325)]=115.2K =3.67×107÷(2091×115.2)=152.356m2
实际生产中所取的换热面积为理论计算值的1.2-2.0倍，本设计中取1.5倍，则：
F实=1.5F=228.534m2 所需换热管的根数为： =2140
经过核算，满足设计要求。 4.2.4 层间换热器
(1) 选列管式换热器，换热管选择，长度为4m的无缝钢管 冷气进口温度325℃，出口温度390℃ 热气进口温度480℃，出口温度410℃ (2) 换热负荷为第三段绝热层生成的热
Q=4.12×107KJ[(480－325)÷ (410－390)]=66.18K =4.12×107÷(1758.12×66.18)=354.09m2
实际生产中所取的换热面积为理论计算值的1.2-2.0倍，本设计中取1.5倍，则：
F实=1.5F=531.14m2 所需换热管的根数为： =4975
设换热管为正六边形排列，则：
管间to=1.2d外=1.2×10=12mm，根据设计手册查取，取to=13mm 正六边形排列层数a=(12n－3－3)0.5÷6=40.72 实取44层 六边形对角线排管b=1.1n0.5=78根
取板间距h=200mm，取e=1.5d外=15mm
则设备直径D= to(b－1)+2e=13×(78－1)+2×15=1031mm 实取换热器直径1100mm
经过核算，能放进设计的塔体内，满足设计要求。
4.3辅助设备选型
对于辅助设备，根据第3章的物料衡算及热量衡算，计算相关数据，并对设备进行选型，选型结果如下： 4.3.1废热锅炉
选卧式U型换热管，高压管尺寸Ф24x1.5 换热面积F=141 m2，
按一根U型管7.35m，需列管数n=191根 4.3.2热交换器
选列管式换热器，冷气走壳程，热气走管程 列管尺寸Ф14×2无缝钢管
换热面F=1899×3.14×0.012×4=286m2 取换热管长度L=4m，根数n=1889根 4.3.3水冷器 选淋洒式排管冷却器 高压换热管Ф68×13
换热面积F=151.263×1.5=227m2 需排管数2排 4.3.4冷交换器
选列管式换热器，冷气走壳程，热气走管程
列管尺寸14×2无缝钢管
换热面积F=1.2×381.48=457.776m2 则换热管长L=6m，管数n=2028根 4.3.5氨冷器Ⅰ
选立式氨冷器，热气走管程，液蒸发走壳程 高压换热管Ф19×3 传热面积F=341.632 m2
管长L=8m，U型管取管数n=850根 4.3.6氨冷器Ⅱ
选立式氨冷器，热气走管程，液蒸发走壳程 高压换热管Ф19×3
传热面积F=1860×3.14×0.016×8=747.57m2 管长L=8m，U型管取管数n=1860根
