管壳式换热器正确开停方法为：

适用范围：一般适用于2.5MPa 以下的工作条件且不能用于易挥发,易燃易爆,有毒及贵重介质的工况.
因此,答案为为A、B、C、D.

你说的这些 都有影响啊 设计主要是根据已知条件初选管径 壳径 排布 然后核算你选择的布局 管子根数 余量折流板形式 太多了 还要看有无震动 冲蚀严重不 你还是先入门吧 查看原帖

已作废,有2011版了

A. 传热效果好,体积小
B. 耐温,抗压
C. 不宜结垢板束可拆
这三个都是.

这只是个模板,你还要自己修改数据,其中有些公式显示不出来.不明白的问我.qq83229427
一．设计任务和设计条件
某生产过程的流程如图所示,反应器的混合气体经与进料物流患热后,用循环冷却水将其从110℃进一步冷却至60℃之后,进入吸收塔吸收其中的可溶组分.已知混和气体的流量为227301㎏/h,压力为6.9MPa ,循环冷却水的压力为0.4MPa ,循环水的入口温度为29℃,出口温度为39℃ ,试设计一台列管式换热器,完成该生产任务.
物性特征：
混和气体在35℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）：
密度
定压比热容 =3.297kj/kg℃
热导率 =0.0279w/m
粘度
循环水在34℃ 下的物性数据：
密度 =994.3㎏/m3
定压比热容 =4.174kj/kg℃
热导率 =0.624w/m℃
粘度
二． 确定设计方案
1． 选择换热器的类型
两流体温的变化情况：热流体进口温度110℃ 出口温度60℃；冷流体进口温度29℃,出口温度为39℃,该换热器用循环冷却水冷却,冬季操作时,其进口温度会降低,考虑到这一因素,估计该换热器的管壁温度和壳体温度之差较大,因此初步确定选用浮头式换热器.
2． 管程安排
从两物流的操作压力看,应使混合气体走管程,循环冷却水走壳程.但由于循环冷却水较易结垢,若其流速太低,将会加快污垢增长速度,使换热器的热流量下贱,所以从总体考虑,应使循环水走管程,混和气体走壳程.
三． 确定物性数据
定性温度：对于一般气体和水等低黏度流体,其定性温度可取流体进出口温度的平均值.故壳程混和气体的定性温度为
T= =85℃
管程流体的定性温度为
t= ℃
根据定性温度,分别查取壳程和管程流体的有关物性数据.对混合气体来说,最可靠的无形数据是实测值.若不具备此条件,则应分别查取混合无辜组分的有关物性数据,然后按照相应的加和方法求出混和气体的物性数据.
混和气体在35℃下的有关物性数据如下（来自生产中的实测值）：
密度
定压比热容 =3.297kj/kg℃
热导率 =0.0279w/m
粘度 =1.5×10-5Pas
循环水在34℃ 下的物性数据：
密度 =994.3㎏/m3
定压比热容 =4.174kj/kg℃
热导率 =0.624w/m℃
粘度 =0.742×10-3Pas
四． 估算传热面积
1． 热流量
Q1=
=227301×3.297×(110-60)=3.75×107kj/h =10416.66kw
2.平均传热温差 先按照纯逆流计算,得
=
3.传热面积 由于壳程气体的压力较高,故可选取较大的K值.假设K=320W/(㎡k)则估算的传热面积为
Ap=
4.冷却水用量 m= =
五． 工艺结构尺寸
1．管径和管内流速 选用Φ25×2.5较高级冷拔传热管（碳钢）,取管内流速u1=1.3m/s.
2．管程数和传热管数 可依据传热管内径和流速确定单程传热管数
Ns=
按单程管计算,所需的传热管长度为
L=
按单程管设计,传热管过长,宜采用多管程结构.根据本设计实际情况,采用非标设计,现取传热管长l=7m,则该换热器的管程数为
Np=
传热管总根数 Nt=612×2=1224
3.平均传热温差校正及壳程数 平均温差校正系数按式（3-13a）和式（3-13b）有 R=
P=
按单壳程,双管程结构,查图3-9得
平均传热温差 ℃
由于平均传热温差校正系数大于0.8,同时壳程流体流量较大,故取单壳程合适.
4.传热管排列和分程方法 采用组合排列法,即每程内均按正三角形排列,隔板两侧采用正方形排列.见图3-13.
取管心距t=1.25d0,则 t=1.25×25=31.25≈32㎜
隔板中心到离其最.近一排管中心距离按式（3-16）计算
S=t/2+6=32/2+6=22㎜
各程相邻管的管心距为44㎜.
管数的分成方法,每程各有传热管612根,其前后关乡中隔板设置和介质的流通顺序按图3-14选取.
5．壳体内径 采用多管程结构,壳体内径可按式（3-19）估算.取管板利用率η=0.75 ,则壳体内径为
D=1.05t
按卷制壳体的进级档,可取D=1400mm
6．折流板 采用弓形折流板,去弓形之流板圆缺高度为壳体内径的25%,则切去的圆缺高度为
H=0.25×1400=350m,故可 取h=350mm
取折流板间距B=0.3D,则 B=0.3×1400=420mm,可取B为450mm.
折流板数目NB=
折流板圆缺面水平装配,见图3-15.
7．其他附件
拉杆数量与直径按表3-9选取,本换热器壳体内径为1400mm,故其拉杆直径为Ф12拉杆数量不得少于10.
壳程入口处,应设置防冲挡板,如图3-17所示.
8．接管
壳程流体进出口接管：取接管内气体流速为u1=10m/s,则接管内径为
圆整后可取管内径为300mm.
管程流体进出口接管：取接管内液体流速u2=2.5m/s,则接管内径为
圆整后去管内径为360mm
六． 换热器核算
1． 热流量核算
（1）壳程表面传热系数 用克恩法计算,见式（3-22）
当量直径,依式（3-23b）得
=
壳程流通截面积,依式3-25 得
壳程流体流速及其雷诺数分别为
普朗特数
粘度校正
（2）管内表面传热系数 按式3-32和式3-33有
管程流体流通截面积
管程流体流速
普朗特数
（3）污垢热阻和管壁热阻 按表3-10,可取
管外侧污垢热阻
管内侧污垢热阻
管壁热阻按式3-34计算,依表3-14,碳钢在该条件下的热导率为50w/(m•K).所以
（4） 传热系数 依式3-21有
（5）传热面积裕度 依式3-35可得所计算传热面积Ac为
该换热器的实际传热面积为Ap
该换热器的面积裕度为
传热面积裕度合适,该换热器能够完成生产任务.
2． 壁温计算
因为管壁很薄,而且壁热阻很小,故管壁温度可按式3-42计算.由于该换热器用循环水冷却,冬季操作时,循环水的进口温度将会降低.为确保可靠,取循环冷却水进口温度为15℃,出口温度为39℃计算传热管壁温.另外,由于传热管内侧污垢热阻较大,会使传热管壁温升高,降低了壳体和传热管壁温之差.但在操作初期,污垢热阻较小,壳体和传热管间壁温差可能较大.计算中,应该按最不利的操作条件考虑,因此,取两侧污垢热阻为零计算传热管壁温.于是,按式4-42有
式中液体的平均温度 和气体的平均温度分别计算为
0.4×39+0.6×15=24.6℃
(110+60)/2=85℃
5887w/㎡•k
925.5w/㎡•k
传热管平均壁温
℃
壳体壁温,可近似取为壳程流体的平均温度,即T=85℃.壳体壁温和传热管壁温之差为 ℃.
该温差较大,故需要设温度补偿装置.由于换热器壳程压力较大,因此,需选用浮头式换热器较为适宜.
3．换热器内流体的流动阻力
（1）管程流体阻力
, ,
由Re=35002,传热管对粗糙度0.01,查莫狄图得 ,流速u=1.306m/s,
,所以,
管程流体阻力在允许范围之内.
（2）壳程阻力 按式计算
, ,
流体流经管束的阻力
F=0.5
0.5×0.2419×38.5×(14+1)× =75468Pa
流体流过折流板缺口的阻力
, B=0.45m , D=1.4m
Pa
总阻力
75468+43218=1.19× Pa
由于该换热器壳程流体的操作压力较高,所以壳程流体的阻力也比较适宜.
（3）换热器主要结构尺寸和计算结果见下表：
参数 管程 壳程
流率 898560 227301
进/出口温度/℃ 29/39 110/60
压力/MPa 0.4 6.9
物性 定性温度/℃ 34 85
密度/（kg/m3） 994.3 90
定压比热容/[kj/（kg•k）] 4.174 3.297
粘度/（Pa•s） 0.742×
1.5×
热导率（W/m•k） 0.624 0.0279
普朗特数 4.96 1.773
设备结构参数 形式 浮头式 壳程数 1
壳体内径/㎜ 1400 台数 1
管径/㎜ Φ25×2.5 管心距/㎜ 32
管长/㎜ 7000 管子排列 △
管数目/根 1224 折流板数/个 14
传热面积/㎡ 673 折流板间距/㎜ 450
管程数 2 材质 碳钢
主要计算结果
管程 壳程
流速/（m/s） 1.306 4.9
表面传热系数/[W/（㎡•k）] 5887 925.5
污垢热阻/（㎡•k/W） 0.0006 0.0004
阻力/ MPa 0.04325 0.119
热流量/KW 10417
传热温差/K 48.3
传热系数/[W/（㎡•K）] 400
裕度/% 24.9%
七． 参考文献：
1． 刘积文主编,石油化工设备及制造概论,哈尔滨；哈尔滨船舶工程学院出版社,1989年.
2． GB4557.1——84机械制图图纸幅面及格式
3． GB150——98钢制压力容器
4． 机械工程学会焊接学会编,焊接手册,第3卷,焊接结构,北京；机械工业出版社 1992年.
5． 杜礼辰等编,工程焊接手册,北京,原子能出版社,1980
6． 化工部六院编,化工设备技术图样要求,化学工业设备设计中心站,1991年.

1,精馏段操作线方程y=0.75x+0.2075 所以R/(R+1)=0.75,XD/(R+1)=0.207 R=3,XD=0.828 2,q线方程式为y=-0.5x+1.5XF q/(q-1)

1.蒸汽耗量m³/s=100kw(kj/s换热量)/2108（kj/kg蒸发潜热）*0.374（m³/kg蒸汽比容）
= 0.013352374m³/s
2．蒸汽口径=（0.013352374（m³/s）/30m/3.14）^0.5/2*1000=23.81(内径) 选DN32
查表：0.4Mpa蒸汽蒸发潜热2108kj/kg
0.4Mpa蒸汽比容0.374m³/kg
3.凝结水管涉及管道输送阻力设置及二次蒸汽,现按管道阻力60pa/m计算,凝结水按单液相计算.
管道凝结水流量=0.013352374m³/s*3600/0.374（m³/kg蒸汽比容）
=128kg/h
查表：阻力61pa/m,15mm口径管道流量为138kg/h
阻力59pa/m,15mm口径管道流量为135kg/h
凝结水管道选DN15.
蒸汽蒸发潜热,蒸汽比容,凝结水相应口径的管道阻力下凝结水流量等值查自斯派莎克蒸汽工程数据表.