管径选择与管道压力降计算(二)61~91

3 气—液两相流(非闪蒸型) 3.1 简述 3.1.1 在化工设计中，经常可以遇到气体和液体混合物在管内并流的现象，此流动 现象称为气—液两相流，这种现象可以在冷凝、蒸发、沸腾、起泡、雾化等过程 中形成，如发生在蒸汽发生器及其加热管、蒸汽冷凝管中等场合。 气—液两相流的流动过程十分复杂，与单相流体的流动机理不同，没有类似 单相流中的摩擦阻力系数与雷诺数之间的通用关联式，通常采用半经验性的关联 式来进行计算。 3.1.2 两相流的压力降要比相同质量流速的单相流大得多，主要是： 3.1.2.1 由于管内壁持液，使管内径变小； 3.1.2.2 由于气—液两相间产生相互运动，导致界面能量损失； 3.1.2.3 液体在管中起伏运动，产生能量损失等。 在一般情况下，当气—液混合物中气相在 6％—98％(体积)范围内；应采用气 —液 两相流的计算方法来进行管路的压力降计算。 3.1.3 气—液两相流分为非闪蒸型和闪蒸型两类。液体非闪蒸是流体在流动过程 中，气—液相体积分率不发生变化。液体闪蒸是随着压力的降低液体闪蒸流动。 3.1.4 气—液两相流管径的计算，应采用和流型判断相结合的方法，并根据流型 判断结果初选管径。 3.1.5 确定气—液两相流的流动形式，对于两相流的压力降计算是非常重要的。 在水平管中，气—液两相流大致可分七种类型，见 表 关于同志近三年现实表现材料材料类招标技术评分表图表与交易pdf视力表打印pdf用图表说话 pdf 3.1.5—1；在垂直管中，气 —液两相流大致可分成五种流型，见表 3.1.5—2。 3.1.6 在工程设计中。一般要求两相流的流型为分散流或环状流，避免柱状流和 活塞流，以免引起管路及设备严重振动。若选用的管路经计算后为柱状流，应在 压力降允许的情况下尽量缩小管径，增大流速，使其形成环状流或分散流。也可 采取增加旁路、补充气体、增大流量等其它办法避免柱状流。 3.1.7 本规定介绍均相法和杜克勒法计算非闪蒸型气—液两相流的压力降计算。 3.1.8 第 4 章介绍闪蒸型气—液两相流压力降计算。 61 — — 水平管中的气—液两相流型 表 3.1.5—1 气泡流：气泡沿管上部移动，其速度接近液 体速度 活塞流：液体和气体沿管上部交替呈活塞状 流动 层 流：液体沿管底部流动，气体在液面上 流动，形成平滑的气—液界面 波状流：类似于层流，但气体在较高流速下 流动，其界面受波动影响而被搅乱 柱状流：由于气体以较快速度流动而周期性 崛起波状，形成泡沫栓，并以比平 均流速大得多的速度流动 环状流：液体呈膜状沿管内壁流动，气体则 沿管中心高速流动 分散流：大部分或几乎全部液体被气体雾化 而带走 62 — — 垂直管中的气—液两相流型 表 3.1.5—2 气泡流：气体呈气泡分散在向上流动的液体 中，当气体流速增加时，气泡的尺 寸，速度及数目也增加 柱状流；液体和气体交替呈柱状向上移动， 液体柱中含有一些分散的气泡，每 一气体柱周围是一层薄液膜，向柱 底流动。当气体流速增加时，气体 柱的长度和速度都增加 泡沫流：薄液膜消失，气泡和液体混合在一 起，形成湍动紊乱的流型 环状流：液体以小于气体的速度沿管壁向上 移动，气体在管中心向上移动，部 分液体呈液滴夹带在气体中。当气 体流速增加时，夹带也增加 雾状流：当气体流速增加时，全部液体离开 管壁呈微细的液滴，被气体带走 63 — — 3.2 计算方法 3.2.1 由于气—液两相流的流动情况复杂，目前尚无准确的压力降 计算公式 六西格玛计算公式下载结构力学静力计算公式下载重复性计算公式下载六西格玛计算公式下载年假计算公式 ，多 以半经验公式来计算，计算方法有多种，但各种方法都存在着局限性。综合各种 情况，推荐 以下计算方法。 3.2.1.1 流型判断 对于水平管，使用图 3.2.2—1 判断（图 3.2.2—1 即 Baker 图）。 对于垂直管，使用图 3.2.2—2 判断（图 3.2.2—2 即 Griffith-Wallis 图） 。 3.2.1.2 压力降计算 如判断结果为分散流、环状流、波状流或层流，则用 3.2.2.2 中的(1)和(2)两 种方法进行气—液两相流压力降计算，取其中较大值。 如判断为柱状流、活塞流，则应采取缩小管径、增大流速等措施来避免。然 后也应用 3.2.2.2 中的(1)和(2)两种方法计算，取其较大值。 3.2.2 计算公式选用 3.2.2.1 流型判断 (1) 水平管流型判断 在以流动条件、流体性能和管径来判断水平管中气—液两相流流型的许多图 表中，图 3.2.2—1 为最常用，此图把两相流在水平管中的流动分成七个流型区域。 这里应该注意到，分隔不同流型区域的边界存在着相当宽的过渡区，因此，计算 时对邻接流型也应加以考虑。图 3.2.2—1 中BBy和BxB 。的计算公式如下： (3.2.2—1) (3.2.2—2) 式中 By、BBx——伯克(Baker)参数； WG——气相质量流量，kg／h； WL——液相质量流量，kg／h； ρG——气相密度，kg／m3； (3.2.2—3) 64 — — (3.2.2—4) 其中 (3.2.2—5) (3.2.2—6) 式中 Fr——弗鲁特(Froude)数； FV——气相体积分率； VG——气相体积流量，m3／s； VL——液相体积流量，m3／s； d——管道内直径，m； A——管道截面积，m2； g——重力加速度，9.81m／s2。 其余符号意义同前。 图 3.2.2—1 水平管内气—液两相流流型图 65 — — 图 3.2.2—2 垂直管内气—液两相流流型图 通过计算，求出 Fr、Fv 值，在图 3.2.2—2 中查出其流型。 3.2.2.2 压力降计算 (1) 均相法 气—液两相流压力降计算比较复杂，均相法是力图简单化，其特点是假定气 —液两相在相同的速度下流动，将气—液混合物视为其物性介于液相与气相之间 的均相流，这个假定在理论上可用于分散流，但不能用于环状流，因环状流的气 相流速高于液相流速。 均相法计算步骤如下： a. 均相物性计算 (3.2.2—7) (3.2.2—8) (3.2.2—9) (3.2.2—l0) (3.2.2—11) 66 — — (3.2.2—12) (3.2.2—13) 式中 WT——气—液两相液总的质量流量，kg／h； WL——液相质量流量，kg／h； WG——气相质量流量，kg／h； Y——气相质量分率； ρH——气—液两相流平均密度，kg／m3； ρG——气相密度，kg／m3； ρL——液相密度，kg／m3； X——液相体积分率； μH——气—液两相流平均粘度，Pa·s； μL——液相粘度，Pa·s； μG——气相粘度，Pa·s； uH——气—液两相流平均流速，m／s； d——管道内直径，m； Re——雷诺数。 b. 压力降计算 根据管道材料及管内径，从第 1 章“单相流(不可压缩流体)”中图 1.2.4—2 查取 ε(管壁绝对粗糙度)和 ε／d(管壁相对粗糙度)。 根据Re(雷诺数)和ε／d，从图 1.2.4—1 查取λ(摩擦系数)，即 λH。 (a) 直管段摩擦压力降 6 2 10 2 ' −××××=Δ d LuP HHHf ρλ (3.2.2—14) 根据经验应乘以安全系数 3 ⊿Pf＝3×⊿P'f (3.2.2—15) (b) 局部压力降 按当量长度法进行计算，常用管件和阀门的当量长度见第 1 章“单相流(不可 67 — — 压缩流体)”中表 1.2.4—2。 6 2 10 2 ' −××××=Δ d LuP eHHHK ρλ (3.2.2—16) 根据经验应乘以安全系数 3 ⊿Pk＝3×⊿P'k (3.2.2—17) 上升管静压降 ⊿PS＝(Z2－Z1)×ρH×9.8l×l0-6 (3.2.2—18) 总压力降(忽略管两端的速度压力降) ⊿P＝1.15(⊿Pf+⊿Pk+⊿PH) (3.2.2—19) 式中 1.15 为安全系数。 ⊿Pf——直管段摩擦压力降，MPa； λH——管壁的摩擦系数； L——直管段长度，m； g——重力加速度，9.81m／s2； ⊿Pk——局部压力降，MPa； Le——管件的当量长度，m； Z2——管道终端标高，m； Z1——管道始端标高，m； ⊿PS——上升管静压降，MPa； ⊿P——总压力降，MPa。 其余符号意义同前。 (2) 杜克勒法 （杜克勒法即 Dukler 法） 此法考虑了气—液两相在管内并非以同等速度流动的影响，计算分两步进行。 68 — — a. 试差法求液相实际体积分率KL (3.2，2——20) (3.2.2——21) (3.2.2——22) (3.2.2——23) (3.2.2——24) (3.2.2——25) (3.2.2——26) (3.2.2——27) 当 Z≤10 时 K＝－0.16367+0.31037Z－0.03525Z2+0.001366Z3 (3.2.2—28) 当 Z>10 时 K＝0.75545+0.003585Z－0.00001436Z2 (3.2.2—29) 以上各式中 KL——液相实际体积分率(试差初值可取KL＝0.5)； K——班可夫(Barkoff)流动参数； X——液相体积分率； uL——液相流速，m／s； uH——气—液两相流平均流速，m／s； μTP——气—液两相流混合粘度，Pa·s； Fr——均相弗鲁特(Froude)数； Re——雷诺数； Z——计算用中间参数。 其余符号意义同前。 试差法求KL的计算过程是先假定KL值，由式(3.2.2—21)至式(3.2.2—27)计算 Re、Fr、X、Z和K值等，然后再由式(3.2.2—20)核算KL值，若核算值与假定值不 符，则用核算值作为假定值重新计算，直至两者接近为止。 69 — — b. 压力降计算 (a) 直管段及局部摩擦压力降 (3.2.2—30) (3.2.2—31) (3.2.2—32) (3.2.2—33) (3.2.2—34) (3.2.2—35) (3.2.2—36) (6) 速度—压力降 管两端气—液两相流速度压力降 (3.2.2—37) (3.2.2—38) (3.2.2—39) 式中 [ ]出、[ ]入 ——分别为管道始端和终端处的数据。 对非闪蒸的气—液两相流，若气体和液体体积分率及气体密度沿管道流向的 变化不大，则速度压力降可以忽略不计。 (c) 上升管静压力降 ⊿PS＝(Z2—Z1) ρTP×9.81×10-6 (3.2.2—40) ρTP＝KL ρL+(1—KL) ρG (3.2.2—41) (d) 总压力降 70 ⊿P＝1.15(⊿Pf+⊿Pk+⊿PN+⊿PS) (3.2.2—42) — — 1.15 为安全系数。 以上各式中 ⊿Pf——气—液两相流直管段摩擦压力降，MPa； ⊿Pk——气—液两相流局部摩擦压力降，MPa； λTP——气—液两相流摩擦系数； λ0——单相流摩擦系数；可由第 1 章“单相流(不可压缩流体)”中图 1.2.4 —1 和图 1.2.4—2 查得； ⊿PN——气—液两相流速度压力降，MPa； ⊿PS——气—液两相流静压力降，MPa； ReTP——两相流雷诺数； ρcs——气—液两相流平均密度的校正密度，kg／m3； ρTP——气—液两相流密度，kg／m3； αx——摩擦系数率； ξ——中间参数； μH——气—液两相流粘度，Pa·s； Z1、Z2——管道始端和终端标高，m； ⊿P——总压力降，MPa； GL——液相质量流速，kg／m2·s； GG——气相质量流速，kg／m2·s。 其余符号意义同前。 71 — — 3.2.3 计算举例 求再沸器出口返回再生塔的上升管段总压力降。已知条件见下表： 参数或物性 单 位 气 相 液 相 质量流量 kg／h WG＝55441 WL＝317659 密 度 kg／m3 ρG＝0.9259 ρL＝1217.41 粘 度 Pa·s μG＝1×10-5 μL＝0.5×10-3 表面张力 N／m σL＝0.07 管道内直径 m d＝1.024 管道材质 碳钢 管 长 m L＝16.Om，其中垂直管长 6m 管 件 个 90°弯头 1个 压 力 MPa P＝0.168(管始端) 解：计算过程如下： 水平管内流型判断 计算 由于BBy<80000，因此必须计算BxB 。 由图 3.2.2—1 查得水平管内为环状流。 垂直管内流型判断 计算 由图 3.2.2—2 查得垂直管内为环状流。 72 — — 在已知流型情况下，下面分别用均相法和杜克勒法计算两相流体的压力降。 (1) 均相法 先进行均相物性计算 Re＝ρHuHd／μH＝6.204×20.30×1.024／1.2×10-5＝1.075×107 查图 1.2.4—2，得 ε＝0.046，ε／d＝0.000045 查图 1.2.4—1，得λH＝0.0105 计算直管段摩擦压力降 计算局部压力降 计算上升管静压降 ⊿PS=(Z2—Z1)ρH×9.8l×l0-6 ＝6×6.204×9.81×10-6＝0.000365 MPa 总压力降 ⊿P＝1.15(⊿Pf+⊿Pk+⊿PH) ＝1.15×(0.000629+0.00121+0.000365)＝0.00253 MPa 73 — — (2) 杜克勒法 由均相法计算中已知ρH＝6.204kg／m3，uH＝20.30m／s 假定KL=0.07(如无参考资料，可以KL＝0.5 开始试差计算) 由于 Z>10 K＝0.75545+0.003585Z－0.00001436Z2 ＝0.75545+0.003585×74.062－0.00001436×74.0622＝0.942 KL＝1－K(1－X)＝1－0.942(1－0.00434)＝0.062 计算出的KL与原假定值(KL＝0.07)不符，应重新假定，假定KL＝0.06 μTP＝0.06×0.5×10-3+(1－0.06)×10-5＝3.94×105 Pa·s 6 5 10273.31094.3 204.630.20024.1Re ×=× ××= − ( ) ( ) ( ) 523.7500434.0/023.4110273.3 4181616 =××=Z 由于 Z>10 K＝0.75545+0.003585×75.523－0.00001436×75.5232＝0.944 KL＝1－0.944(1－0.00434)＝0.060 计算出的KL值与假定值(KL=0.060)相符，试算结束。以KL=0.06 计算两相流体 压力降。 74 — — 由第 1 章“单相流(不可压缩流体)”中图 1.2.4—2，查得 ε＝0.046，ε／ d=0.000045。 由第 1 章“单相流(不可压缩流体)”中图 1.2.4—1，查得λH＝0.0116。 ξ=1.281+0.478lnX+0.444(lnX)2+0.094(lnX)3+0.00843(lnX)4 =1.281+0.4781n0.00434+0.444(ln0.00434)2+0.094(ln0.00434)3 +0.00843(ln0.00434)4＝4.07 337.2 07.4 00434.0ln1ln1 =−=−= ξ λα x λTP＝αXλ0＝2.337×0.0116＝0.0271 90°弯头一个，由第 1 章“单相流(不可压缩流体)”中查表 1.2.4—3，得 Le ／d＝30 计算上升管静压力降 ρTP＝KLρL+(1－KL)ρG ＝0.06×1217.41+(1—0.06)×0.9259＝73.92 kg／m3 pS＝(Z2－Z1)×ρTP×9.81×10-6 ＝6×73.92×9.81×10-6＝0.00435 MPa 总压力降(忽略速度压力降) ⊿P＝1.15×(0.000346+0.00435)＝0.0054 MPa 两种方法的计算结果如下： 均相法：⊿P＝0.00253MPa 杜克勒法：⊿P＝0.0054MPa 最后总压力降取两者中较大值，即⊿P＝0.0054MPa。 75 3.2.4 管道计算表 — — “气—液两相流(非闪蒸型)”的压力降计算表见表 3.2.4。编制步骤、用途及 专业关系与“单相流”管道计算表相同。 管 道 计 算 表 （两相流） 表 3.2.4 76 管道编号和类别 自 至 流量 m3/h 温度 ℃ 压力 kPa 粘度 mPa·s 密度 kg/m3 表面张力 N/m 流速 m/s 管道公称直径 mm 外径×壁厚 直管长度 m 弯头 三通 异径管 闸阀 截止阀 旋塞 止回阀 管 件 当 量 长 度 m 总长度 m 管道压力降 kPa 孔板压力降 kPa 控制阀压力降 kPa 设备压力降 kPa 始端标高 m — — 终端标高 m 静压力降 kPa 设备接管口压力降 kPa 总压力降 kPa 压力（始端） kPa 压力（终端） kPa 版次 日期 编制 校核 版 次 或 修 改 审核 3.3 符号说明 A——管道截面积，m2； BBx、ByB ——伯克(Baker)参数； d——管道内直径，m； Fr——弗鲁特(Froude)数； Fv——气相体积分率； g——重力加速度，9.81m／s2； GG——气相质量流速，kg／(m2·s)； GL——液相质量流速，kg／(m2·s)； K——班可夫(Barkoff)流动参数； KL——液相实际体积分率； L——管道长度，m； Le——管件当量长度，m； P——压力，MPa； Re——雷诺数； ReTP——气—液两相流雷诺数； uG——气相流速，m／s； uL——液相流速，m／s； uH——气—液两相流平均流速，m／s； VG——气相体积流量，m3／s； VL——液相体积流量，m3／s； 77 — — WG——气相质量流量，kg／h； WL——液相质量流量，kg／h； WT——气—液两相流总质量流量，kg／h； X——液相体积分率； Y——气相质量分率 Z——计算用中间参数； Z1、Z2——管道始端和终端标高，m； αx——摩擦系数率； ⊿P——总压力降，MPa； ⊿Pf、⊿P'f——摩擦压力降，MPa； PK、⊿P'K——局部压力降，MPa； ⊿PN——速度压力降，MPa； ⊿PS——静压力降，MPa； ξ——中间参数； λO、λH——摩擦系数； λTP——气—液两相流摩擦系数； μG——气相粘度，Pa·s； μL——液相粘度，Pa·s； μH——气—液两相流平均粘度，Pa·s； μTP——气—液两相流体混合粘度，Pa·s； ρG——气相密度，kg／m3； ρH——气—液两相流平均密度，kg／m3； ρL——液相密度，kg／m3； ρTP——气—液两相流密度，kg／m3； ρcs——气—液两相流平均密度的校正密度，kg／m3； σ——液相表面张力，N／m； 压力——本规定除注明外，均为绝对压力。 78 — — 4 气—液两相流(闪蒸型) 4.1 简 述 4.1.1 在化工生产中，流体在管道内流动过程中液相不断转化为气相，液相量不 断减少，气相量不断增加，此类流型称为闪蒸型气—液两相流。例如锅炉排污管、 裂化炉油气出口管内的流体均为闪蒸型两相流。 4.1.2 闪蒸型流动状态复杂。在某些情况下，如管道短，压降不大，相应的闪蒸 气量很小，则可按“非闪蒸型两相流”考虑。“气—液两相流(闪蒸型)”的管道压 力降计算推荐采用本规定 4.2.2 计算方法(一)和 4.2.3 计算方法(二)。 4.2 计算方法 4.2.1 使用范围 使用计算方法(一)需要管入口、出口及至少一个中间点的工艺数据，中间点 越多，计算也越精确，若无中间点数据，则推荐使用计算方法(二)，但精确度较 差。两种计算方法的使用范围推荐如下： 4.2.1.1 裂化炉油气输出管可用计算方法(一)。 4.2.1.2 冷凝液闪蒸管，两法均可使用。取决于计算结果精确度的不同要求。 4.2.1.3 蒸汽锅炉节流阀后的连续排放管可采用计算方法(二)。 4.2.1.4 压降很大，但相对的闪蒸量较小的场合，推荐采用计算方法(二)，在计算 中通常假设降压前(控制阀或限流孔板前)无闪蒸，降压区域(控制阀或限流孔板后) 的闪蒸曲线可按直线考虑。 4.2.1.5 非烃类化合物生产中，硫化氢、二氧化碳吸收塔底的富液管道去再生塔 顶入口处的管段中有闪蒸，此段管线的压降计算及管径选择可采用计算方法(二)。 4.2.2 计算方法(一) 4.2.2.1 计算公式的推导 流体质量流量(WT)、管道截面积(A)与系统压力(P)和物料密度(ρa)之间的关系 如下： (4.2.2—1) 若将管道分成 n－l 段，上式中的积分项可用下式表示： 79 — — 式(4.2.2—1)可简化为： (4.2.2—2) 要注意的是式(4.2.2—1)未计及管道出口与入口端的静压力降(式中 L 指管道 计算总长度)，摩擦系数(λ)值为不变的平均值，由平均粘度及平均雷诺数等求取。 4.2.2.2 计算步骤 (1) 给出入口、出口及一个或多个中间点的工艺数据，即给出温度(T)、压力 (P)、质量流量(W)、分子量(M)和密度(ρ)等，同时给出管径、长度等管道数据。 (2) 计算两相流体的平均密度 ( )GGLL T a WW W ρρρ += (4.2.2—3) (3) 依据两相流体平均密度(ρa)与相应的压力(P)绘制ρa—P图(见图 4.2.4)。 (4) 计算两相流体的液相平均体积分率 aT LL W WX ρ ρ= (4.2.2—4) (5) 计算两相流体的平均粘度 μa＝μL·X+μG·(1－X) (4.2.2—5) (6) 计算雷诺准数 a T A dW μ• •= 3600 Re (4.2.2—6) 并由第 1 章“单相流(不可压缩流体)”中图 1.2.4—2 和图 1.2.4—1 查得管道 的相对粗糙度(ε／d)及摩擦系数(λ)，并计算λL／d。 (7) 由给定的质量流量及管道截面积计算 2 3600 ⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛ A WT 式中 WT——气—液两相流总质量流量，kg／h； WL——液相质量流量，kg／h； P1——管道始端压力，MPa； 80 — — Pn——管道n点压力(n＝1、2、3……)，MPa； WG——气相质量流量，kg／h； ρa——气—液两相流平均密度，kg／m3； ρL——液相密度，kg／m3； ρG——气相密度，kg／m3； X——液相平均体积分率； λ——摩擦系数； μL——液相粘度，h·s； μG——气相粘度，Pa·s； μa——气—液两相流平均粘度，Pa·s； A——管道截面积，m2； d——管道内直径，m； L——管道计算长度，m。 (8) 确定，n－2 个压力点，连同始端、终端的压力值共n个点，再由ρa—P图 查取与P1、P2……Pn点相对应的ρa1、ρa2……ρan，由式(4.2.2—2)计算点 1 与点 2、 点 1 与点 3……点 1 与点n的，n－1 个 2 3600 ⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛ A WT 值。若其中某一点已达到本节(7) 的 2 3600 ⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛ A WT 值，则表示管截面积为A的管道可以满足要求。不过从经济性或工艺 控制要求考虑，还应进一步作A值的调整计算。另外，为确保操作，一般应用 1.08 倍的安全系数。 4.2.3 计算方法(二) 4.2.3.1 计算公式的推导 计算方法(二)由八个公式组成，式(4.2.3—1)至式(4.2.3—8)是在假设密度随压 力的变化是一条直线的基础上进行计算的，因此仅需要入口及出口两个点的工艺 数据。设点 1、2、3 分别为管道始端、终端、中间点数据。中间点的工艺数据按 下列方法确定： ( ) 3 21 23 PPPP −+= (4.2.3—1) 81 — — ( ) 3 21 23 GG GG WWWW −+= (4.2.3—2) (4.2.3—3) (4.2.3—4) (4.2.3—5) (4.2.3—6) (4.2.3—7) (4.2.3—8) 式中 P1、P2、P3——管道始端、终端，中间点压力，MPa， WG1，WG2、WG3——管道始端、终端，中间点气体质量流量，kg／h， WL1、WL2、WL3——管道始端，终端、中间点液体质量流量，kg／h， T1、T2、T3——管道始端，终端、中间点温度，℃， M1、M2、M3——管道始端，终端、中间点流体分子量， ρG1、ρG2、ρG3——管道始端、终端，中间点气体密度，kg／m3， ρL1、ρL2、ρL3——管道始端、终端，中间点液体密度kg／m3， ρa3——管道中间点的流体密度，kg／m3， 其余符号意义同前。 4.2.3.2 计算步骤 (1) 假设一个管径，用点 3 的平均密度、平均粘度等数据按“单相流”的 方法计算 Ap，此压力降包括摩擦压力降、速度压力降及静压压力降三个部分，具 体方法见第 1 章“单相流(不可压缩流体)”。若忽略 1、2 点间混合物的密度差别， 则其中速度压力降可按下式计算： ( ) 612 10 3600 −×−=Δ A uuWP TN (4.2.3—9) 式中u1、u2为流体在管始端及终端处的流速，m／s。 82 其余符号意义同前， — — (2) 将计算出压力降与允许的压力降比较，若计算的压力降小于且接近允 许压力降，则假设管径可用，否则需重新假设管径计算压力降，直至计算压力降 小于且接近允许压力降，即为所求管径， 4.2.4 计算举例 4.2.4.1 采用计算方法(一)式(4.2.2—2)的计算举例如下： 已知条件：炼油厂裂化炉油气输出管道 气－液正常总流量：WT=WG+WL=165333kg／h 负荷安全系数：1.08 气－液最大总流量：Wm=WT×1.08=178560kg／h 设定数据点序号： 1 2 3 4 设定数据点位置：炉子出口 中间点 中间点 塔入口 各点的工艺数据列于表 4.2.4—1 中。 各点的工艺数据 表 4.2.4—1 物料流量 kg／h 气 体 液 体 数据点 序 号 温 度 ℃ 压 力 MPa 气 WG 液 WL 分子量 ρG kg／m3 ρL kg／m3 ρa kg／m3 1 460 0.1496 38325 127008 315 7.69 684 31.98 2 457 0.1379 49443 115890 318 7.21 689 23.53 3 449 0.1014 58061 107272 333 5.61 713 15.75 4 440.5 0.0621 76881 88452 352 3.68 737 7.87 表中ρa用式(4.2.2—3)计算，绘ρa—P曲线，如图 4.2.4 所示。 83 — — 图 4.2.4 ρa—P 关系图 在平均压力为 0.106MPa 时，物料平均粘度为 0.0001Pa·s。用式(4.2.2—5)计 算，选用合适尺寸的输送管道。 解；试选 DN250 和 DN300 两种规格管道 (1) 选用 DN250 钢管 管道内直径(d)：0.2545m，管截面积(A)：0.0508m2 管道计算长度(L)：47.85m 由第 1 章“单相流(不可压缩流体)”中图 1.2.4—2 查得相对粗糙度ε／d：1.8 ×10-4 由第 1 章“单相流(不可压缩流体)”中图 1.2.4—1 查得摩擦系数 λ＝0.014 (2) 选用 DN300 钢管 管道内直径(d)：0.3037m 截面积(A)：0.0724m2 长度(L)：52.43m 由第 1 章“单相流(不可压缩流体)”中图 1.2.4—2 查得相对粗糙度ε／d＝1.4 ×10-4 由第 l 章“单相流(不可压缩流体)”中图 1.2.4—1 查得摩擦系数 λ＝0.0136 将以上计算结果列入表 4.2.4—2。 计算结果 表 4.2.4—2 项 目 单 位 管 道 规 格 84 — — DN250 DN300 管道内直径 (d) m 0.2545 0.3037 管道截面积 (A) m2 0.0508 0.0724 相对粗糙度 (ε／d) 1.8×10-4 1.4×10-4 平均粘度 (μa) Pa·s 0.0001 0.0001 [WT／(3600·A)]2 kg2／(s2·m4) 817310 402380 Re 2.3×106 1.93×106 摩擦系数 (λ) 0.014 0.0136 计算长度 (L) m 47.85 52.43 L／d 2.63 2.35 [Wm／(3600·A)]2 kg2／(s2·m4) 953314 469338 (3) 由图 4.2.4 的ρa—P曲线查取 8 组对应的ρa—P，将管路分成 7 段，求取不 同管径下允许的最大流速。 以 DN250 管为例： 第 1 点P1=0.1496MPa ρa1＝32.04kg／m3 注 第 2 点P2＝0.1379MPa ρa2＝23.39kg／m3 注 第 3 点P3=0.1242MPa ρa3＝18.42kg／m3 注：由图 4.2.4 曲线查得的ρa值与表 4.2.4—1 中对应压力下的ρa值有差异。 从第 1 点到第 2 点间 从第 1 点到第 3 点间 依此类推计算出一组数据，列于表 4.2.4—3。 2 3600 ~ ⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛Δ A WP 对应表 表 4.2.4—3 ( )dPnP P n∫ − ρ1 dXLana +ρ ρ 1ln2 2 3600 ⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛ A W 序 号 压 力 P) MPa 平均密 度 (ρa) kg／m3 压力降 MPa 末 项 总 和 DN250 DN300 0N250 DN300 85 — — 1 0.1496 32.04 2 0.1379 23.39 0.0117 0.3243 0.3243 3.259 2.979 199018 217724 3 0.1242 18.42 0.0137 0.2864 0.6107 3.737 3.457 326840 353312 4 0.1103 16.02 0.0139 0.2894 0.850l 4.016 3.736 423357 455086 5 0.0965 14.42 0.0138 0.2100 1.0601 4.227 3.947 501585 537167 6 0.0828 12.82 0.0137 0.1866 1.2467 4.462 4.182 558808 596222 7 0.0689 9.61 0.0139 0.1559 1.4026 5.038 4.758 556808 589575 8 0.0621 7.85 0.0068 0.0594 1.4020 5.443 5.163 537204 566337 注 ： 积 分 中 “ 总 和 ” 指 ，“ 末 项 ” 指( )dPnP P a∫ −1 ρ ( )dPnPP a∫ −1 ρ ( ) ( ) ( )( )nnannaPP a PPdPn −+=− −−∫ 1121 ρρρ 。 (4) 讨论 由表 4.2.4—3 看出，对于一定的起始压力和压力降，有一个对应的 2 3600 ⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛ A WT 值(最大)，二者相互对应。 由表 4.2.4—3 得知，对于 DN250 管，终点压力为 0.0621MPa 时， 2 3600 ⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛ A WT 值 为 537204，⊿P=0.1496—0.0621=0.0875MPa。 由表 4.2.4—3 得知，DN250 管最大流通能力约为 537204，而表 4.2，4—2 工 艺要求 DN250 管最大流通能力为 953314，满足不了要求，对于 DN300 管的最大 流通能力为 566337，表 4.2.4—2 工艺要求 DN300 管的最大流通能力为 469338， 因此选用 DN300 管可满足工艺要求。 在求取各终点压力下的 WT 值时，要计算相应条件下的 2 3600 ⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛ A WT 值，该 2 3600 ⎟⎠ ⎞⎜⎝ ⎛ A WT 值相应于流过计算长度为乙的管道的临界流量，其压力降为起点压力减 去相应的终点压力。 4.2.4.2 采用计算方法(二)[式(4.2.3—1)至式(4.2.3—8)]的计算举例 例题条件同 4.2.4.1。 (1) 选用DN300 管道，d=0.3037m，A=0.0724m2，L=52.43m，μa=0.0001 Pa·s，始、终点的工艺数据列于表 4.2.4—4 中。 始、终点的工艺数据 表 4.2.4—4 86 — — 数据点 序 号 P MPa T ℃ u m／s M WG kg／h WL kg／h ρG kg／m3 ρL kg／m3 ρa kg／m3 1 0.1496 460 19.80 315 38325 127008 7.69 684 32.04 2 0.062l 440.5 80.81 352 76881 88452 3.68 737 7.85 注：表中ρa值由图 4.2.4 查得，与表 4.2.4—1 中对应压力下的ρa值有差异。 由点 1、点 2 计算第 3 点(中间点)的各数据 由式(4.2.3—1)至式(4.2.3—8)得， P3=0.0913MPa T3=447℃ M3=339.7 WG3=64029kg／h WL3=101304kg／h WT=165333kg／b ρG3=5.02kg／m3 ρL3=719kg／m3 ρa3=12.82kg／m3 压力降 P 的计算： 由第 1 章“单相流(不可压缩流体)”中图 1.2.4—2，查得普通碳钢管的相对粗 糙度ε／d=1.4×10-4 由第 1 章“单相流(不可压缩流体)”中图 1.2.4—1，查得 λ＝0.0136 以第 3 点数据计算管道的摩擦压力降⊿Pf： ＝0.0368 MPa 以 1、2 点两个端点数据计算速度压力降⊿PN： 87 — — 假设该管道为水平管，故静压力降⊿PS＝0； 因此系统总压力降： ⊿P=⊿Pf+⊿PN+⊿PS=0.0368+0.0387＝0.0755MPa 实际上，两端间压力降⊿P＝0.1496—0.0621＝0，0875MPa (2) 选用 DN250 管道，d=0.2545，A＝0.0508m2，L＝47.85m 由式(4、2.3—1)得： P3＝0.0913MPa T3＝447℃ M3＝339.7 WT＝165333kg／h ρa3＝12.82kg／m3 u3＝70.52m／s 由第 1 章“单相流(不可压缩流体)”中图 1.2.4—2，查得ε／d=1.8×10-4 由第 1 章“单相流(不可压缩流体)”中图 1.2.4—1，查得 λ=0.014 水平管⊿PS＝0 因此系统总压力降⊿P＝0.0839+0.0786＝0.1625MPa 实际上，两端间压力降为 0.0875MPa，因此选用 DN250 管是不合适的，应选 用 DN300 管。 4.2.5 管道计算表 “气—液两相流(闪蒸型)”的管道压力降计算表，见表 4.2.5。 编制步骤、用途及专业关系与“单相流”管道计算表相同。 管 道 计 算 表 （两相流） 表 4.2.5 管道编号和类别 自 至 88 — — 流量 m3/h 温度 ℃ 压力 kPa 粘度 mPa·s 密度 kg/m3 表面张力 N/m 流速 m/s 管 道 公 称 直 径 mm 外径×壁厚 直管长度 m 弯头 三通 异径管 闸阀 截止阀 旋塞 止回阀 管 件 当 量 长 度 m 总长度 m 管道压力降 kPa 孔板压力降 kPa 控制阀压力降 kPa 设备压力降 kPa 始端标高 m 终端标高 m 静压力降 kPa 设备接管口压力降 kPa 总 压 力 降 kPa 压力（始端） kPa 压力（终端） kPa 89 — — 版次 日期 编制 校核 版 次 或 修 改 审核 4.3 符号说明 A——管道截面积，m2； d——管道内直径，m； DN——管道公称直径，mm； L——管道计算长度，m； M——分子量， P——压力，MPa； P1——入口始端压力，MPa； Pn——出口n点压力，MPa； Re——雷诺数； T——温度，℃； u——流速，m／s； W——质量流量，kg／h； WG——气相质量流擞，kg／h； WL——液相质量流量，kg／h； Wm——气－液两相流最大总流量，kg／h； WT——气－液两相流总质量流量，kg／h； X——液体平均体积分率， ⊿P——压力降，M