a.气氨进口温度-7℃，出口温度65℃ b.用0.405Mpa蒸汽为加热剂。 c.气氨流量15330 kg/h
（2）热衡算求其气氨过热器的热负荷和加热蒸汽用量 氨气的比热容为 2.218 KJ/(kg.K)，冷损失按10%算。气氨过热器的热负荷为 Q?25560?65???7???1.1?4.488?106kJ/h .52?2.218加热蒸汽用量为
4.488?106 W==2099.16kg/h
21383.1.12 混合器
（1）计算依据气氨进口温度65℃，流量15330 kg/h
丙烯气进口温度65℃，流量35620.99kg/h，丙烷气进口温度65℃，流量6671.28kg/h出口混合气温度110℃。湿空气来自空气加热器
（2）热衡算求进口湿空气的温度t 以0℃为热衡算基准。 C3H6,C3H8,NH3在0~65℃的平均比热容
表3-12 气态丙烯丙烷带入热Q1
物 质 cP/[kJ/(kg· k)]
a.气态丙烯丙烷带入热
C3H6 1.569
C3H8 1.82
NH4 2.197
Q1
Q1??59386.32?1.569?11118.80?1.82??65?0??7.446?106kJ/h b.气氨带入热Q2
Q2?25560.52?2.197?65?0??3.651?10kJ/h
c.湿空气带入热Q3 N2,O2和蒸汽0~136℃的平均比热容分别为
61.046 KJ/(kg.K) 1.84KJ/(kg.K) 1.925 KJ/(kg.K)
Q3??347992.12?1.046?105392.32?1.841?77325.84?1.925??t?0??705601tkJ/h d.混合器出口气体带出热Q4
Q4=（59386.32×1.569+11118.80×1.829+25560.52×2.197+347992.12×1.046+105392.32×1.841+77325.84×1.925）×10（110-0）=9.639×107 kJ/h
e.热衡算求进口湿空气的温度t 热损失按10%考虑 热衡算方程：0.9(Q1+Q2+Q3)=Q4
代入数据得0.9×(7.446×106+3.651×106+705601t)=9.639×107 解得 t=136℃
26
3.1.13 空气加热器的热量衡算
（1）计算依据
a.入口空气温度90℃，出口空气温度136℃. b.空气的流量和组成
表3-13 空气的流量和组成 组分 Kg/h
O2
105392.32
N2
347992.12
H2O
77325.84
合计 530710.28
（2）热衡算求空气加热器的热负荷和加热蒸汽量 N2,O2和蒸汽90~136℃的平均比热容分别为1.046 KJ/(kg.K) ，1.84KJ/(kg.K) ，1.925 KJ/(kg.K)。
热损失按10%考虑，空气加热器的热负荷为
Q=（347992.12×1.046+105392.32×1.841+77325.84×1.925）（136-90）×1.1 =3.571×107 KJ/h
用0.608 Mpa蒸汽为加热剂，其饱和温度为164.2℃，冷凝热为2066 KJ/kg，加热蒸汽用量为
3.571?107W==17284.61kg/h
20663.2 主要设备的工艺计算
3.2.1 流化床合成反应器
（1）计算依据
a.出口气体流量797.13kmol/h；入口气体流量772.07kmol/h。 b.气体进口压力0.203mPa；出口压力0.162mPa。 c.反应温度470℃，气体离开稀相段的温度为360℃
流化床内的换热装置以水为冷却剂，产生0.405Mpa（143℃）的饱和蒸汽。 e.接触时间10s （2）浓相段直径
因反应过程总物质的量增加，故按出口处计算塔径比较安全 出口处气体体积流量为
33 V?797.13?22.4?2.72161?0.62531?24250m/h?6.74m/s
取空床线速0.6m/s 浓相段直径为
d?6.74=3.78m
0.785?1.227
取流化床浓相段直径为3.8m （3）浓相段高度
按接触时间10s算，推化剂的堆体积为
Vr?6.74?10?67.4m3
静床高 H0?67.4/0.7?852?3.8m 5.95取膨胀比为2，则浓相段高度为
H1?RH0?2?5.95=11.9m≈12m
取浓相段高13m 校核
推化剂的堆密度为640kg/m3
推化剂的品质W=67.4×640=43136kg=43.14t 推化剂负荷为 47.72?1000=1.106molC3H6/(h.kgcat)
43136实验装置的推化剂负荷可达到1.77molC3H6/(h.kgcat)，本设计的值小于实验值，是可靠的。
（4）扩大段（此处即稀相段）直径
取扩大段气速为操作气速的一半即 u=0.3m/s
273?3600.1013??25887m3/h?7.19m3/s 气体流量为V?797.13?22.4?2730.162扩大段直径为 d=7.19=5.49m 取5.5m
0.785?0.4扩大段高度 根据流化床直径3.8m，空塔气速0.6m/s，查图得H2/D=2 稀相段高度 H2?2D=2×3.8=7.6m 取8m 浓相段冷去装置的换热面积
换热装置用套管式，总差传热系数取233W/(m2.K)
换热装置的热负荷已由热衡算求出 Q=1.013×108kj/h=2.813×107kj/s
4.978?106换热面积为F??65.3m2
233?(470-143) 取30%的设计裕量，则换热面积为85m2
（7）稀相段冷却装置的换热面积
用套管式换热装置，水为冷却剂，产生0.405Mpa（143℃）蒸汽。 总传热系数取20W/(m2.k)，换热装置热负荷为
28
Q=2.410×10kJ/h=6.69×10J/s
?470?143???360?143?=267℃
又?tm?470?143ln360?143换热面积为 6.69?105F??125.28m2
20?267取30%设计裕量，则换热面积为160m2 6
5
3.2.2 空气饱和塔
（1）计算依据
a.进塔空气的组成和流量
29
表3-14 进塔空气的组成和流量
组分 Kmol/h kg/h
O2
109.76 3512.32
N2
412.9 11561.4
H2O
18.42 331.6
合计 541.08 15405.32
b.出塔空气的组成和流量
表3-15 出塔空气的组成和流量
组分 Kmol/h kg/h
O2
109.76 3512.32
N2
412.9 11561.4
H2O
143.16 2576.88
合计 665.82 17650.48
c.塔顶喷淋液量47507kg/h，温度105℃ d.塔底排出液量45261.7 kg/h，温度79℃. e.塔底压力0.263 Mpa，塔顶压力0.243 Mpa f.入塔气温度170℃，出塔气温度90℃. g.填料用50×50×4.5陶瓷拉西环（乱堆） (2)塔径的确定
拉西环的泛点速度计算公式为 lg[wFa?G0.2?L?(3)()?L]=0.022-1.75??g??L?G?1/41/8??G????L???? (3-3)
式中
?F——泛点空塔气速，m/s； g——重力加速度，9.81m/s2； a?1m_____干填料因子，； 3??G,?L——气相和液相密度，kg/m3；
L，G——气相和液相流量，kg/h；
?L——液体的粘度，mPa.(cP)。
50×50瓷拉西环的干填料因子为177m?1。 a. 塔顶处
?G=
17650.48?2.135kg/m3
273?900.1013399.58?22.4??2730.243?L=958kg/m3 L=47507 kg/h
30