系数、管径大小、尺寸大小、设备的形状、排列方式等等。因此，很难采用一个通式来计算给热系数。目前采用在一定设备形状及排列方式的条件下进行实验，并尽可能将实验结果用各实验变数所组成的无因次数群来表示，然后进行因次分析找出各种数群与给热系数α的关系的方法，来解决给热系数计算问题。

实验表明，流体的流动形态不同，给热系数的算式也不同，所以先要确定流动形态，为此要求给出雷诺准数Re。

Re=de?Gu3600?z×1000 式中：

Z——冷冻盐水的粘度，mPa·s； 在这里冷冻盐水的粘度Z=25mPa·s Gu——质量流速，kg/m2·h

de——当量直径(单位mm)可用下式算出；

de=D2s?nd2 D s?nd式中：

Ds——换热器外壳内径，900mm(所选石墨冷凝器规格)； n ——列管数，417； d ——列管外径，32mm 代入上式得：

dD2e= s?nd2 D

s?nd=0.92?417?0.03220.9?417?0.032 = 0.0269m 质量流速Gu：

Gu=Wh/[π/4(Ds2－nd2)] 式中：Wh=Q/[CP·(t1－t2) 其中：Q——石墨冷凝器的传热总量，kJ/h； CP——冷冻盐水的比热，kJ/kg·℃；

t1，t2——冷冻盐水进出石墨冷凝器的温度，℃ 则

(5-7)

(5-8)

(5-9) (5-10)

Gu=Wh/[π/4(Ds2－nd2)]

=9.2635 × 104 / [3.14/4×(0.92－417×0.0322)] =3.0817×105 kg/m2·h

把以上数据代入式(5-7)得： d?Gu Re=e×1000

3600?z=[0.0269×3.0817×105/(3600×25)]×1000 = 92.1

因Re<2300，所以属层流。应采用下式计算冷冻盐水给热系数α1：

α1=

(5-11)

式中：

c——层流常数，0.93； n——0.4 (因加热)；

λ——冷冻盐水导热系数，1.5324kJ/m2·h·℃ de——当量直径，0.027m；

ε——排列系数，由《换热器》一书查得 ，对于三角形或转角三角形排列，排列系数为 ：

ε(

式中：

p——管间距，40mm； d0——管外径，32mm；

ε=1－0.907/(p/d0)2=1－0.907/(40/32)2=0.42 Pr——普兰德准数：

Pr=(3600μ·g·Cp)/λ (5-13)

式中：

μ——冷冻盐水的粘度，25mPa·S； Cp——冷冻盐水的比热，2.67kJ/kg·℃； λ——冷冻盐水的导热系数，1.5324kJ/m2·h·℃

将以上数据代入得：

Pr=3600×(25/9810)×9.81×2.67/1.5324=157

2

c· ( λ / de )·

Ren· Pr0.4·

ε

=5

1

－

0-

.9071

/(p/2

d

0

)

)

把上述数据代入式(5-11)得管外冷冻盐水给热系数： α1=c·(λ/de)·Ren·Pr0.4·ε

=0.93×(1.5324/0.0269)×92.10.4×1570.4×0.42

=718 kJ/m2·h·℃

按照求α1的计算方法及步骤，查出或计算出混合气体在其平均温度下的下述物性数据，即可求得管内混合气体的给热系数α2：

比热：CP=1.1974kJ/kg·℃； 导热系数：λ=0.06113kJ/m2·h·℃； 粘度：μ=0.0123kg/m3； 密度：ρ=1.373kg/m3

Gu=Wh/(0.785·n·d2)

式中 ：

Wh——混合气体的质量流量，9235.6727kg/h ；

n——列管数，417；

d0——石墨冷凝器的列管内径，0.022m 则：

Gu=Wh/(0.785·n·d2)

=9235.6727/(0.785×417×0.0222)=5.8306×104 kJ/m2·h·℃

Re=[de·Gu/(3600·Z)]×1000

=[0.022×5.8306×104/(3600×0.0123)]×1000 = 28968

Pr=(3600μ·g·Cp)/λ

=3600×(0.0123/9810)×9.81×1.1974/0.06113 = 0.87

因管内是低粘度流体，所以用迪斯特——贝尔特关联式求α2。则可得：

α2＝0.023×(λ/di)×Re0.8×Pr0.3

=0.023×(0.06113/0.022)×289680.8×0.870.3=227.5 kJ/m2·h·℃ 把α1、α2等上述数据代入式(5-6)即得：

1/K=1/α1+r1+(δ/λ)·(d/dm)+r2·(d/d0)+(1/α2)·(d/d0)

=(1/1026)+4.78×10-5+(0.005/502.39)×(0.032/0.027)+2.39×10-5×(0.032/0.022)+(1/227.5)×(0.032/0.022) =7.456×10-3

即：

K=134.1 kJ/m2·h·℃

此计算值比前面按所选设备的传热面积F求出的K值(133.2 kJ/m2·h·℃)稍大，因此假设列管长度为3m是适宜的。

5.1.4最后确定K值及传热面积

为了安全有效起见，取管长为3.1 m（参考《石墨制化工设备》考虑到两端插入管板的长度总长应加长100-200mm），因此传热面积为：

F=n·dm·π·L

=417×0.027×3.14×3.1=109.6m2

K=Q/(F·△tm)

=4.9643×105/(109.6×36.76) = 123.2 kJ/m2·h·℃

若选用两台换热器串连使用，则换热管长度可取1.55m。则每台的传热面积： F1 = F2 = F/2 = 109.6/2 =54.8m2

通过以上计算可知109.6 m2的传热面积足够了。

5.2 精馏塔操作的计算

高沸塔的进料液基本上是由VC和EDC组成。已知VC约占99.48mol% 即xF=0.9948.分离要求：VC在塔顶馏出液中的纯度达99.999 mol%，即xD=0.999999.在釜液中为60 mol%，即xW=0.6.

高沸塔的操作条件为：塔的平均操作压力为0.5MPa(绝对压力)，塔顶温度tD＝34℃，塔釜温度tW＝51.5℃；沸点进料，进料液的沸点tf＝34.5℃。回流比R=0.2.

气液平衡数据如表5-1所示：

表5-1 0.5Mpa下氯乙烯—二氯乙烷气液平衡数据

高沸塔物料衡算如表5-2 所示：

表 5-2 高沸塔物料衡算表 进料?F?

名称?塔顶馏出物?D? 塔底釜残液?W?

kg/h

VC?

kmol/h mol% 99.48 0.52 100

kg/h kmol/h mol% kg/h kmol/h mol% 60 40 100

8252.72 132.043 8189.97 131.039 99.999 63.3375 1.0134 0.1297 0.00131 8190.10 131.041

0.001 100

66.8641 0.6756 130.202 1.6890

EDC?67.9018 0.6861

总计?8320.65

132.73

5.2.1 理论塔板数的确定

精馏所需理论塔板数的计算方法有多种，现采用M.T图解法进行。但由于高沸塔塔顶馏出液VC要求纯度很高，达99.999 mol%，用普通坐标纸作图求理论塔板数确实困难，因此要做一些特殊处理，就是在高浓度范围内使用对数坐标纸作图。

在精馏问题的计算中有一个很有用的数量叫做相对挥发度，用α表示。它是在混合液中一个组分对另一个组分的相对挥发难以的程度。定义式如下：

y1?yα=

x1?x

(5-14)

式中: α——相对挥发度

x——易挥发组分液相分子分数 y——易挥发组分气相分子分数

根据上式可得: y (5-15)

为了从已知的α值和给定的x值计算相应的y值，可以由上列公式解出y而得到下列计算公式：

y

(5-16)

比较式(5-15)和式(5-16)可得：

=

=

α

x

1?y 1?x?x

1????1?x