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管径选择与管道压力降计算(二)61~91


3 3.1

气—液两相流(非闪蒸型) 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 3.1.2.1 3.1.2.2 3.1.2.3 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: 由于管内壁持液,使管内径变小; 由于气—液两相间产生相互运动,导致界面能量损失; 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 3.1.3 两相流的计算方法来进行管路的压力降计算。 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 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 3.1.8 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。 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



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

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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

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3.2 3.2.1

计算方法 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,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 3.2.1.1 以下计算方法。

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 3.2.2.1 计算公式选用 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, 3.2.2—1 为最常用, 图 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By和Bx。的计算公式如下:
B B

(3.2.2—1)

(3.2.2—2) 式中 By、Bx——伯克(Baker)参数;
B

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)

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(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 ΔP' f =
2 λH × ρ H × u H

2

×

L × 10 ?6 d

(3.2.2—14)

根据经验应乘以安全系数 3 ⊿Pf=3×⊿P'f (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—

(3.2.2—15)

压缩流体)”中表 1.2.4—2。 ΔP ' K =
2 λH × ρ H × u H

2

×

Le × 10 ?6 d

(3.2.2—16)

根据经验应乘以安全系数 3 ⊿Pk=3×⊿P'k 上升管静压降 ⊿PS=(Z2-Z1)×ρH×9.8l×l0-6 总压力降(忽略管两端的速度压力降) ⊿P=1.15(⊿Pf+⊿Pk+⊿PH) 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。 (3.2.2—19) (3.2.2—18) (3.2.2—17)

—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 当 Z>10 时 K=0.75545+0.003585Z-0.00001436Z2 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 (3.2.2—29) (3.2.2—28)

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 ρTP=KL ρL+(1—KL) ρG (d) 总压力降 ⊿P=1.15(⊿Pf+⊿Pk+⊿PN+⊿PS)
—70—

(3.2.2—40) (3.2.2—41)

(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 质量流量 密 度 粘 度 表面张力 管道内直径 管道材质 管 长 管 件 压 力 单 位 kg/h kg/m3 Pa·s N/m m m 个 MPa 气 相 WG=55441 ρG=0.9259 μG=1×10-5 液 相 WL=317659 ρL=1217.41 μL=0.5×10-3 σL=0.07 d=1.024 碳钢 L=16.Om,其中垂直管长 6m 90°弯头 1 个 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By<80000,因此必须计算Bx。
B B

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 总压力降 ⊿P=1.15(⊿Pf+⊿Pk+⊿PH) =1.15×(0.000629+0.00121+0.000365)=0.00253
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MPa

MPa

(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
Re = 1.024 × 20.30 × 6.204 = 3.273 × 10 6 ?5 3.94 × 10

Pa·s

Z = 3.273 × 10 6

(

) × (41.023) / (0.00434 )
1 6 1 8

1 4

= 75.523

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

α x = 1?

ln λ

ξ

= 1?

ln 0.00434 = 2.337 4.07

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 pS=(Z2-Z1)×ρTP×9.81×10-6 =6×73.92×9.81×10-6=0.00435 总压力降(忽略速度压力降) ⊿P=1.15×(0.000346+0.00435)=0.0054 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。 3.2.4 管道计算表
—75—

kg/m3

MPa

MPa

“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) 管道编号和类别 自 至 流量 m3/h 表 3.2.4

温度 压力 粘度

℃ kPa mPa·s

密度

kg/m3

表面张力 流速 管道公称直径 外径×壁厚 直管长度 管 弯头 件 当 量 三通 长 度 异径管 m 闸阀 截止阀 旋塞 止回阀 总长度 管道压力降 孔板压力降 控制阀压力降 设备压力降 始端标高

N/m m/s mm m

m kPa kPa kPa kPa m
—76—

终端标高 静压力降 设备接管口压力降 总压力降 压力(始端) 压力(终端) 版 版次 次 日期 或 编制 修 校核 改 审核

m kPa kPa kPa kPa kPa

3.3

符号说明 A——管道截面积,m2;

Bx、By——伯克(Baker)参数;
B B

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 4.1

气—液两相流(闪蒸型) 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 4.2.1 计算方法 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 4.2.1.2 4.2.1.3 4.2.1.4 裂化炉油气输出管可用计算方法(一)。 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。 蒸汽锅炉节流阀后的连续排放管可采用计算方法(二)。 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 4.2.2.1 计算方法(一) 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

ρa =

WT (WL ρ L + WG ρ G )

(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

X =

WL ρ L WT ρ a

(4.2.2—4)

(5) 计算两相流体的平均粘度 μa=μL·X+μG·(1-X) (6) 计算雷诺准数 (4.2.2—5)

Re =

WT ? d 3600 A ? μ a

(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。

? WT ? (7) 由给定的质量流量及管道截面积计算 ? ? ? 3600 A ?
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—

2

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、

? WT ? 点 1 与点 3……点 1 与点n的, n-1 个 ? ? ? 3600 A ?
2

2

值。 若其中某一点已达到本节(7)

? WT ? 的? ? 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 ? 3600 A ?
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:

P3 = P2 +

(P1 ? P2 )
3

(4.2.3—1)

—81—

WG 3 = WG 2 +

(WG1 ? WG 2 )
3

(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:

ΔPN =

WT (u 2 ? u1 ) × 10 ?6 3600 A

(4.2.3—9)

式中u1、u2为流体在管始端及终端处的流速,m/s。 其余符号意义同前,
—82—

(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 4.2.4.1 计算举例 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 中间点 4 中间点 塔入口

设定数据点位置:炉子出口

各点的工艺数据列于表 4.2.4—1 中。 各点的工艺数据 数据点 温 度 序 号 ℃ 1 460 2 457 3 449 4 440.5 压 力 物料流量 kg/h MPa 气 WG 液 WL 0.1496 38325 127008 0.1379 49443 115890 0.1014 58061 107272 0.0621 76881 88452 表 4.2.4—1 气 体 液 体 3 分子量 ρG kg/m ρL kg/m3 315 7.69 684 318 7.21 689 333 5.61 713 352 3.68 737 ρa kg/m3 31.98 23.53 15.75 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 长度(L):52.43m

管道内直径(d):0.3037m 截面积(A):0.0724m2

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 项 目 单 位
—84—

表 4.2.4—2 管 道 规 格

管道内直径 (d) 管道截面积 (A) 相对粗糙度 (ε/d) 平均粘度 (μa) [WT/(3600·A)]2 Re 摩擦系数 (λ) 计算长度 (L) L/d [Wm/(3600·A)]2 (3)

m m2 Pa·s kg /(s2·m4)
2

m kg2/(s2·m4)

DN250 0.2545 0.0508 1.8×10-4 0.0001 817310 2.3×106 0.014 47.85 2.63 953314

DN300 0.3037 0.0724 1.4×10-4 0.0001 402380 1.93×106 0.0136 52.43 2.35 469338

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 第 2 点P2=0.1379MPa 第 3 点P3=0.1242MPa ρa1=32.04kg/m3 注 ρa2=23.39kg/m3 注 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。
? W ? ΔP ~ ? ? ? 3600 A ?
2

对应表

表 4.2.4—3

序 号



力 P) MPa

平均密 度 (ρa) kg/m3

压力降 MPa 末

∫P (? ρ n )dP
Pn
1

2 ln


ρ a1 XL + ρ an d
DN300

? W ? ? ? ? 3600 A ?

2





DN250

0N250

DN300

—85—

1 2 3 4 5 6 7 8

0.1496 0.1379 0.1242 0.1103 0.0965 0.0828 0.0689 0.0621

32.04 23.39 18.42 16.02 14.42 12.82 9.61 7.85
Pn P 1 a

0.0117 0.0137 0.0139 0.0138 0.0137 0.0139 0.0068

0.3243 0.2864 0.2894 0.2100 0.1866 0.1559 0.0594

0.3243 0.6107 0.850l 1.0601 1.2467 1.4026 1.4020
Pn P 1

3.259 3.737 4.016 4.227 4.462 5.038 5.443
a

2.979 3.457 3.736 3.947 4.182 4.758 5.163

199018 326840 423357 501585 558808 556808 537204

217724 353312 455086 537167 596222 589575 566337

注 : 积 分

∫ (? ρ )dP
ρ a (n ?1) + ρ an
2

中 “ 总 和 ” 指 ? Pn ) 。

∫ (? ρ )dP

,“ 末 项 ” 指

∫ (? ρ )dP =
Pn P 1 a

(P(

n ?1)

(4)

讨论
2

? WT ? 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 ? ? ? 3600 A ?
值(最大),二者相互对应。

? WT ? 由表 4.2.4—3 得知, 对于 DN250 管, 终点压力为 0.0621MPa 时,? ? 值 ? 3600 A ?
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。

2

? WT ? 在求取各终点压力下的 WT 值时,要计算相应条件下的 ? ? 值,该 ? 3600 A ? ? WT ? 其压力降为起点压力减 ? ? 值相应于流过计算长度为乙的管道的临界流量, ? 3600 A ?
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
2

2

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 1 2

P MPa 0.1496

T ℃ 460

u m/s 19.80 80.81

M 315 352

WG kg/h

WL kg/h

ρG ρL ρa 3 3 kg/m kg/m kg/m3 7.69 3.68 684 737 32.04 7.85

38325 127008 76881 88452

0.062l 440.5

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 M3=339.7 T3=447℃

WT=165333kg/h u3=70.52m/s

ρa3=12.82kg/m3

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) 管道编号和类别 自 至
—88—

表 4.2.5

流量

m3/h

温度 压力 粘度

℃ kPa mPa· s

密度

kg/m3

表面张力 流速

N/m m/s

管 道 公 称 直 径 mm 外径×壁厚 直管长度 m 管 弯头 件 当 量 三通 长 度 异径管 m 闸阀 截止阀 旋塞 止回阀 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 或 修 改

版次 日期 编制 校核 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,MPa; ⊿Pf——摩擦压力降,MPa; ⊿PN——速度压力降,MPa; ⊿PS——静压力降,MPa; ε/d——相对粗糙度, λ——摩擦系数, μa——气-液两相流平均粘度,Pa,s;
—90—

μG——气相粘度,Pa·s; μL——液相粘度,Pa·s; ρ——密度,如kg/m3; ρa——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; 压力——本规定除注明外,均为绝对压力。 各符号下标 1、2、3……表示管道计算时分段号。

—91—


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