管径选择SHJ35-91条文说明(5)

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第3.2.6条 提出本条有下列两方面的意思:

一、两相流管道的阻力降要分为直管阻力降和管件的局部阻力降两部分计算，因为局部阻力降不能采用当量长度法和局部阻力系数的简单方法计算; 二、两相流管道的管径也要经过初选和确定两个阶段进行选择和确定，在方法上没有区别，不同的是所取的数据在初选阶段为估计值，确定阶段为设计值，初选阶段并没有简易的方法可以采用。

第3·2·7条 两相流直管阻力降的计算方法比较多，但尚无被普遍接受的计算方法。作为通用关联式说来，杜克勒(DuKerL)方法在石油化工领域内采用者较多，认为是比较好的一种计算方法，洛克哈特—马蒂内里(L0Ckhart—Matinelli)法也有采用的，认为在环雾流动时比较适宜。这两种方法均不适宜于计算水一蒸汽系统两相流管道的阻力降。马蒂内里一纳尔扮(Martinelli一Nelsonn)法可以用于计算水一蒸汽系统两相流管道的阻力降。

本导则要求至少采用两种方法计算，并规定其中一种应采用均相法，以便将计算结果相互比较。

均相法是按气相速度和液相速度相同考虑的。由于假定两相速度相同，在相界面上就没有因速度不同而引起摩擦阻力，当然这是一种理想的状态。按均相法计算得的阻力降是最小的，如果其它方法计算的阻力降值小于均相法的计算值时，则不应采用。

第3·2·8条 在气液两相速度比较接近时，均相法的计算结果也是正确的。在工作压力较高时。均相法也是适用的，在电站的锅炉水力计算中采用得较多。 本导则把均相法的计算结果作为一种判别依据。

第3·2·9条 在采用杜克勒法计算两相流直管阻力降时，应该注意以下两个方面:

一、计算校正系数B时，截面含气率应该按休马克方法计算，不应该采用其它方法的计算值;

二、计算直管阻力降时，应该采用光滑管的阻力系数，不可采用粗糙管的阻力系数。在一些技术资料中将此作为重点提示使用人给予注意。

关于光滑管的阻力系数计算公式，本导则采用布拉修斯(BlaSius)公式和科尔博鲁克一怀特(Colebrook and White)公式，因为这些是比较普遍采用的计算

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公式。在技术资料中也有采用下式计算光滑管阻力系数的。

λ0=4f0

f0=0.00140+0.125Re

以上式中:

λ0一直管阻力系数 (光滑管); f0一芬宁系数 (光滑管); Re--两相流的雷诺数。

第3·2·10条 关于洛克哈特一马蒂内里计算方法，需要说明和介绍以下方面:

一、技术资料中系数YG有用φg ,而系数YL有用φι表示的;

二、判别湍流、滞流的雷诺数值只适用于采用洛克哈特一马蒂内里法计算两相流的直管阻力降，不可与单相流判别湍流、滞流的雷诺数值相混淆;

三、奇斯霍姆( Chisholm)根据两相的受力平衡导出了:

YG=1+CX+X

2

2

2

-0.32

(明3·2·9一1)

(明3·2·10一1)

YL=1+C/X+1/ X

以上式中：

2

(明3·2·10一2)

C --- 奇斯霍姆系数，在不同流动状态时 系数值如下:

液相湍流，气相湍流时 C=20 液相滞流，气相湍流时 C=12 液相湍流，气相滞流时 C=10

液相滞流，气相滞流时 C=5

以 X=√ΔPfιs/ΔPfgs （明3.2.5——3） ΔPft=YGΔPfgs （3.2.10——5） 与公式明3.2.10——1联立解得：

ΔPft=ΔPfgs+C√ΔPfιs·ΔPfgs +ΔPfιs（明3.2.10——3） 此种形式的计算公式在技术资料中也是常见的。

第3·2·12条 本导则采用的计算公式是综合比较了《化学工程手册第4篇一

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流体流动》 (化学工业出版社)和《气液两相流和沸腾传热》(林宗虎编著，西安交通大学出版社 ·出版)的数据选择的。

在公式3.2.12一7中，900弯头和1800弯头的C2值，原资料是以下式表示的: 900弯头 C2=1+35D/Le 1800弯头 C2=1+20D/Le 采用表2.1.5的Le/ di值带入上式得： 900弯头 C2=2.167 1800弯头 C2=1.40

公式3，2，12一8的推导见3·2·10条的条文说明，和公式明3.2.10---3是一致的. 第3.2.13条 由于两相流管道阻力降计算的一些关联式是根据差压不大的条件下，所取得的实验数据求得的，故不能用于压差较大的情况，所以需要分段计算。

对于直管的阻力降计算也有不分段计算的公式，例如： ΔPft=G2/ρ

mH（λ

L/2di+Ιn·ρH1/ρH2） （明3.2.13—1）

式中 ΔPft 一直管的阻力降 (Pa)；

G 一两相流的质量流速 (kg/m2·S);

ρ

mH 一在平均压力下[P=1/2 (P1十P2)] 下，两相棍合物的均相密度(kg/m

3

);

ρ ρ

H1一在压力为P1时，两相混合物的均相密度(kg/m3); H2一在压力为P2时，两相混合物的均柏密度(kg/m3);

公式明3·2·13一1是把两相混合物作为可压缩流体，在管内作等温流动，按均相模型推导出来的。与公式明2·1·9一1是一致的。推导过程中假定直管阻力系数是常数。

对单相可压缩流体说来，在等温流动时，雷诺数可视为常数，因为介质的动力粘度、管内径和质量流速都是不变的，因此直管阻力系数呵视为常数是正确的。

两相渴合物的均相雷诺数是按下式计算的

ReH= diG/μH （3.2.8——2） μH =μgβ+μ

ι

（1-β） （3.2.8——1）

ι

β=xυg/ xυg+（1-x）υ （明3.2.13——2）

ι

在非闪蒸型的两相流中x是常数，υ可视为常数(随温度和压力的变化很

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小)，但υg则随压力有较大的变化，因而β不是常数，从而均相动力粘度也不是常数，所以也不能把雷诺数和直管阻力系数视为常数，只有在雷诺数很大的情况下，直管阻力系数才只与管子的相对粗糙度有关而成为常数。

所以本导则没有推荐明3·2·13一1的计算公式，而采用分段计算的方法。这样可以采用不同的方法，相互比较。计算结果也可靠一些。

第3.2.14管道一般是与设备相联接的，两设备的工作压力差，即为管道进出口两端的压差。

流体在管道内流动时，由于速度变化而产生加速压力降，由于物料升扬而产生重力压力降，由于管道对流体运动的阻力而产生阻力降。管道的压力降包括加速压力降、重力压力降，和管道阻力降。

所以压差和压降是不同的概念，不可混淆。压差可以大于压降，也可以等于压降。计算得的压降是可能大于压差的，而在生产过程中，压差和压降是必然一致的，但在流量上实际情况会与设计情况可能不同。

当压差大于计算的压降时，可能出现两种情况，一种是管道的流通能力是富余的，实际流量可以大于设计流量，另一种情况是流量不可能大于设计值，则流体流到管道出口处的压力将大于设备的工作压力，而在进入设备处出现压力的突降。所以压差大于计算的管道压力降时，可以满足生产条件的要求。

如果计算压力降大于压差时，通过管道的实际流量必然小于计算的预期值。流量减小，可以使压降减小，使实际压降等于管道两端的压差。在此情况下，需要放大管径，降低流速，减少管道的压降，使流量能达到设计的预期值。 若增大管径后仍能避免在垂直向上管道内出现块状流，则可增大管径；若由于管径增大而在垂直上升管道内发生块状流，则不能增大管径，只有改变工艺控制条件增加管道两端的压差，以免造成不稳定的操作条件。

在有水平管段和垂直向上管段组成的两相流管道中，由于压力降受压差的限制，或流速受设备、管道遭受严重磨损的限制等需要放大管径，然而放大管径后又不能避免在垂直管段或水平管段内出现块状流时，需要设计人经过仔细的分析采取对策。必要时采用不同的管径，尽可能满足不在垂直向上管段内，水平管段内出现块状流，又能满足管道的压力降不大于管道两端压差的要求。

第三节 闪蒸型两相流管道的压力降计算

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第3·3·1条 闪蒸型两相流在垂直向上或倾斜向上的管段中，存在管道阻力降和重力压力降，所以两相混合物中的质量含气率随高度的变化而有较显著的不同。在水平管段内只有管道阻力降，而没有重力压力降，质量含气率虽有变化，但其变化不如垂直上升或倾斜上升管段内的变化显著。因而本导则规定应分别计算水平管段和垂直向上或倾斜响上管段的压力降。

第3·3·2条 本导则对闪蒸型两相流管道的压力降规定采用分段计算的方法。 也有采用不分段计算方法的，如《火力发电厂汽水管道设计技术规定》(DLGJ23一81)，其计算公式5一44换用法定计量单位制而压力用帕为计量单位时，成为下式:

∫12ρdP+∫12ΔρdP+∫12ρ2gdZ=G2（λL/2di+υ也有采用下式计算水平管道的压力降的： ∫12（-ρdP）=G2（λL/2di+Ιn·ρ

H1/ρH2） （明3.3.2—2）

H2/υH1）（明3.3.2—1）

以上式中: υH --- 两相混合物的均相比容;

ρH ---两相混合物的均相密度; 脚标1---管道始端参数; 脚标2---管道终端参数。

解以上公式都需采取图懈积分的方法。而且是建立在以下假定基础上的。 1·两相混合物是符合均相模型的; 2·直管的阻力系数是常数。

实际上两相流并不完全符合均相模型，直管的阻力系数也不是常数，图解积分也不方便，所以还是分段计算好。

分段后。计算每一段的压力降方法和非闪蒸型两相流管道的计算方法相同，质量含气率在阻力降计算中可取该段的均值。

如果进口端的质量含气率为零(x1=0)，出口端的质量含气率小于0.O5也宜分为两段计算。

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