管径选择SHJ35-91条文说明

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第一章总则

第1·0·1条本标准文件的性质是指导性的，故称导则，其目的是统一工艺装置内工程管道的管径选择方法。本导则所统一的方法概括如下: 一、管径应分初步选择和最终确定两个阶段进行;

二、管径选择时，应综合考虑流量、流速、阻力降通过计算或查表决定。不应只根据流量和流速确定管径;

三、气体管道的两端压差或管道阻力降超过进口绝对压力的20%时，应按可压缩流体计算和选择管经;

四、气液两相流管道均应满足其特殊要求，并应区分非闪蒸型和闪蒸型进行

计算和选择管径。

工艺装置设计中，工程管道的管径选择方法是流体力学原理在工程设计中的具体应用，需要设计人员结合工程的实际情况，在周密考虑各种因素的影响后作出判断，所以只能提出指导性的计算方法。

流体力学中的计算公式有许多是整理实验数据所得出的经验公式，除本导则

已经列出的外，还有一些计算公式

在一定范围内使用所引起的误差也是处在工程设计允许的误差范围以内，所以这些公式也足可以使用的。

有些数据是需要通过实验求得的，而且随管子、管件、阀门等的结构情况而异，所以这些数据只具有相对正确性。本导则编制过程中，只能将收集到的数据，资料进行分析对比，既末列全，也不可能作恰如其份的评价，所以在具有更精确可靠的数据时，理应选用精确的数据。

应予特别说明的是，在气液两相流部分，有关流型判断、截面含气率及阻力降计算等，都还处在继续研究的阶段，己经提出的方法也较多，但目前还没有得出一种能得到普遍接受的方法。本导则规定应该采用两种方法进行分析比较，以作出判断。

作为导则，一般情况下应采用本导则所提出的汁算方法和数据，然而本导则所提出的计算公式和数据也不是非采用不可的，理由已在前面说明。

第1·0·2条本导则没有提适用于装置外(装置之间)的工程管道设计，但也没有明确提不适用于装置外的工程管道设计，这是考虑到装置外的管道一般较

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长，比较多的情况是受管道的总允许压降或总位差控制。本导则提出的计算原理、方法是可以采用的，但每百米管长的最大阻力降控制值是不适用的。

储运系统管道的管径选择方法已另有规定。非牛顿流体具有流变特性，不能用一般的流体力学方法汁算。固体的气流输送一般不属于工程管道设计范围，而且有特定的计算方法。以上几种情况均不属于本导则的适用范围。

第1·0·3条关于满足工艺生产条件主要是指在工艺限定的压差或位差条件下，能满足正常生产条件下所需要的最大流量 (一般情况下，管道是按阀门全开的悄况下计算阻力降的)，也即管道的阻力降必须小于该管道的允许阻力降，否则流量将低于所需值。

\建设投资和操作费用预期的综合效果\有两方面的意义:

一、从理论上说，在初步选择管径时，应该采用计算经济管径的方法。提出这方面的计算公式是可能的，但实际运用时有困难。因为还不具备从现有管材规格的价格求得适用的经济参数和有关附加系数。为了弥补这一不足之处，本导则在编制过程中，研究分析现有资料的基础上，提出了每百米管长阻力降的最大控制值，采用此控制值计算并选择管径是比较普遍采用的方法。

二、在分期建设的项目中，管道是按第一期生产规模设计还是按最终生产规

模设计，应由工程项目设计负责人充分研究后作出明确的规定。第1·o·4条这是本导则所需统一的主要方法之一。

石油化工企业中工艺装置的生产规模较大生产控制条件要求严格，工程管道不仅数量多，而且组成也较复杂，所以管径的选择应该慎重对待。如果只经过初步选择而不经复核后最终确定，则可能选择不当，若在试车或投产后暴霹出流量不足的问题，采取补救措施是比较困难的。

工程设计工作是逐步深入、具体的，在设计工作的初期需要初步定出工程管道的管径，但又不具备详细计算压降而确定管径的条件，只能根据估计的数值初步选择管径以满足开展工程设计的需要;当配管设计基本确定 (配管研究完成后)应根据设计的管长、管件数量等数据，核算或详细计算管道的阻力降，才能确定初选的管径是否必须作调整。所以本导则明确规定应分两个阶段进行管径的选择工作。

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第二章单相流管道

第一节管径的初步选择第2·1·1条本条适用于以下两种情况:

一、管道两端的压差或位差较小，有严格限制而不易调整:这是由工艺设计或安装设计所确定的条件。如果管径选小了，则不可能满足生产所要求的流量，所以应通过管道的允许阻力降及计算长度计算出所需的最小管内径;

二、管道两端的压差或位差较大 (压差大可能是工艺设计条件决定的，也可能是流体输送设备系列规格决定的)应该充分利用压差或位差，通过管道的允许阻力降及计算长度计算出较小的管径，以节约投资。

公式2·1·1—I～2的推导过程如下: 1.μ=3.5368×10diqυ

-4

-2

2.μ=3.5368×10-4di-2qmυ

3.ρμ2=μ2.υ-1=1.2509×10-7di-4qm2υ 4.Re=diμν-1=3.5368×10-4di-1ν-1qυ

5.λ=0.16Re-0.16 (明2.1.1-1) 6.ΔPf=1/2·λ·ι·di-1·ρ·μ2·10-3

综合以上各式可得: ΔPf=3.5689×10·ι·di

-11

-4.84

0.16

ρ·qυ1.84 (2.1.10-1) υ

0.84

ΔPf=3.5689×10-11·ι·di-4.84νdi=0.007ρdi=0.007υ

0.207

0.16

qm1.84 (2.1.10-1)

νν

0.033

ιι

0.207

qυ1.84ΔPf-0.207 (2.1.1-1) qm0.38ΔPf-0.207 (2.1.1-2)

0.1740.0330.207

还可以推导出以下两式，用于从已知管内径、管道允许的阻力降和计算管长，求得该管道的流通能力。 qυ=476400ι qυ=476400ι

-0.543

di2.63ν di2.63ν

-0.087

ρυ

-0.543

ΔPf0.543 (明2·I·1一2) ΔPf0.543 (明2·I·1一3)

-0.543-0.087-0.457

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根据公式2·1·1一1～2所求得的管内径之所以是初步的，不仅是由于计算长度是估算的，而且是由于阻力系数计算公式也是近似的。在下图中曲线D即表示芬宁系数与雷诺数的关系 (λ/4=f=0.04 Re

-0.16

)

由图可知，公式明2.1.1一1算出的直管阻力系数既可能偏小，也可能偏大，由此计算的管道阻力降可能偏低，也可能偏高。但是此公式普遍用于经济管径的分析和工厂设计的分析中，而且比采用光滑管阻力系数计算安全得多。应该说比在常用流速范围内任选一个流速计算的管径要符合实际情况一些。在物性参数中采用运动粘度而没有采用动力粘度主要是考虑油品的特点，对一般的物料从动力粘度计算运动粘度是并不困难的。

第2.1.2条在工艺生产过程中，流量是有波动的。在工艺设计中应将正常生产条件下的最大流量、正常流量、最小流量确定下来。管道设计不能只按正常流量考虑，以免在需要通过最大流量时，管道的流通能力不足。

第2.1.3条管道的允许阻力降是管道系统的允许阻力降的一部分。管道系统的允许阻力降包括了管道的阻力降，串联在管道系统中的设备阻力降和管道系统中调节阀的阻力降。

管道系统的允许阻力降要考虑管道两端的压差、位差、速度差和输入管道

系统的功，应通过管道的机械能平衡计算。一般机械能的平衡式为: W=(Z2-Z1)·g+(μ

-μ12)/2+(P2-P1)·103/ρ+ΔPS·103/ρ (明2.1.3-1)

公式2.1.3一2是机械能平衡式的变形。

在单相流管道的机械能平衡计算中需注意以下问题: 一、当管道系统内没有流体输送设备时，W为零;

二、当管道系统内虽有流体输送设备，但设备的吸入管道和排出管道分别计算时:吸入和排出管道的机械能平衡计算中w为零，但吸入管道的出口压力为泵的入口压力，出口端的位置为泵的入口位置;排出管道的进口压力为泵的出口压力，入口端的位置为泵的出口位置。

三、当管道和流体输送设备作为一个系统而不分吸入、排出管段计算时，则 W=ΔP ·υ·10 (明2.1.3一2) W=H·g (明2.1.3一3)

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式中 ΔP---输送设备产生的压差 (kPa);

H-----输送设备 (泵)产生的扬程 (m); W-----供输送每千克流体的功 (J/kg)。

四、关于入口端的流速(μ1)和出口端的流速(μ2)，应根据以下具体情况分析:

1、如果流体是从一个容器通过管道流入另一个容器，可将计算的基准点取在管道进出口的断面处，则进出口流速相等，而局部阻力需按本导则第2·2·7条计算进出口压力降，以包括在管道阻力降中。

在初选管径阶段，可取进口流速μ1为零，出口流速为管内流体流速，而在管道的计算长度中包括“由容器进入管道的入管口”的当量长度;

2、如果是从总管流入支管或由支管流进总管则流速应由相应的管径计算，并按本导则第2.2.8条计算相应的局部阻力降以包括在管道的阻力降中。在初选管径阶段，可取进口流速μ1为零，出口流速为管内流体流速以简化计算。

第2.1.4条在管道系统中必须考虑调节阀所需的压力降，否则调节阀不能正常运行。调节阀所需的压力降是与调节阀的种类、正常流量下管道和设备的阻力降以及流量的波动范围有关的。

在《化学工程卷Ⅵ----- 化工设计导论》(J·M、柯尔森、J·F、李嘉森著)第五章中提到:

\调节阀所需的压力降随阀的设计而异。选择泵的规格时，必须考虑容许有足够的压力降，以确保调节阀能在所需的全部流量范围内运转良好。可能的话，调节阀和泵应作为一个单元，一并确定大小，使得两者都能选择最佳的规格。作为大致的导则，若没有规定某些特性，则调节阀的压力降至少应取此系统总的动压力降的30%，最小的阀为50KPa。\

影响调节阀所需压力降的主要因素是流量的波动范围，因此本导则对流量比较平稳的管道系统作了稍低的规定，目的是减少消耗在调节阀上的能量。

第2.1.5条在设计工作的初期，即管径的初选阶段，一般只具备按管道的大致走向估出直管 (包括水平、垂直、倾斜的管段)长度和所需设置的阀门，管

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件估算出管道的计算长度。

然而阀门、管件的当量长度值一般是以当量长度和管内径的比值表示，也有分不同管径提出具体的当量长度值，在没有定出管径的情况下，不能算出当量长度。因此，在初步计算时，取计算长度为直管长度的1.3～2倍，以便求出初步的管径而计算当量长度。

在工艺装置内的工程管道，直管长度不一定长，形状可能复杂，设置的阀门、管件也可能较多，所以在初算出管经后，需要计算当量长度，复核原来假定的计算长度(直管长度的1.3～2倍)是否恰当。对于压差、位差有严格控制要求的管道系统，务必慎重对待，不可忽视。

表2.1.5是以《化学工程手册，第4篇一流体流动》的表2一10为基础并与其它资料核对后整理的。

第2.1.6条在使用流体输送设备的管道中，规定每百米计算管长的最大阻力降控制值，实际上是对流体输送过程中消耗的能量规定了控制范围，这种控制范围是与经济因素有关的，管内经根据每百米计算管长的最大阻力降控制值计算并选择是既考虑了经济，又考虑了节能。

过去，一般是利用常用流速计算并选择管径的，常用流速的大致范围如下表:

常用流速表明2.1.6

液体自然流动时粘性液体弱粘性液体泵送时吸入管道排出管道气体自然通风时压力不大时(通风机管道) 高压时(压缩机管道) 过热蒸汽不同绝对压力(P)下的饱和蒸汽 P>100Kpa 50 Kpa

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速计算并选择管径后，井不一定计算管道阻力降，并且也没有阻力降控制值的规定。某些物料已经编制了管径、流量、流速、阻力降的表，如本导则附录三～六，但对物料的覆盖面不广。

国外有按通用图辅以密度、粘度校正值选择管径的。

本导则采取按每百米管长最大阻力降控制值计算并选择管径，公式2.1.6一1和2.1.6一2是将ι为100m代入公式2.1.1一1～2求得的。在计算公式中把有关因素关联起来，综合考虑，计算的结果比任选一个流速计算管径可靠一些。这些公式可用电子计算机，可编程序电子计算器运算。利用带有数学函数运算的电算器计算也是很方便的。

在讨论审核本导则时，曾经提出原《炼油装置工艺管线安装设计手册》中的表2一2～4。和表2一6～7是比较实用的，建议编制类似的表格，以便设计人采用。为此，以每百米管长最大阻力降控制值为基础，通过详细计算，编制了附录三至附录六。这些附表是按本导则第二章第二节的规定计算的。计算结果与《炼油装置工艺管线安装设计手册》相应表格中的数值是有区别的，其原因:一是阻力降控制值不同，二是管子规格系列不同，三是阻力系数是利用公式计算的 (查图作为核对)。在每一附表中均说明了计算所采用的物性参数，以便设计人员使用时分析研究。需要注意的是在每一管内径的流量范围内，流量与阻力降并不是线性的关系。甚近似关系可以通过公式2.1.10一1～2求得，见第2.1.10条的条文说明。

第2.1.7条在《化学工程卷Ⅵ------化工设计导论》第五章给出了阻力降最大值的典型控制范围如下:

\泵送液体 (不粘稠) 0.5kPa/m

自流液体 0.05kPa/m 气体和蒸汽管道压力的0.02%/m 。\

本导则在编制过程中，对有关设计单位提供的资料进行了分析对比，选择了多数单位采用的控制值，其中压缩机排出管道的控制值选得比较低，主要是考虑了循环压缩机的特点。泵的排出管道阻力降控制值，有些单位是按流量区别规定的，如

qυ<50(m3/h) ΔPf100 <130 kPa/100m

50(m3/h)

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以上情况说明这些控制值不是不可超越的，但需要设计人根据具体情况，慎重判定。

为了充分利用管道两端的压差，或标准规格泵的扬程，按公式2.1.1一1～2计算选择的管径/其每百米管长的阻力降值是可以超过表2.1.7所列数值的。第2.1.8条对本条需作以下说明;

一、本导则没有提供具体的安全流速数据，而是要求设计人认真查对有关安全规定或安全资料后采用可靠的数据，在没有数据的情况下，可根据已有生产装置的情况，经过核算，求出有关流速数据。

原因是在编制本导则时不可能广泛的收集有关安全流速数据。对已有的资料，经过研究分析后，认为供设计人员参考是可以的，若作为导则的规定值，则尚不具备条件。

在《化学工程手册第4篇流体流动》的表2---8中有下列数据可供参考: 乙烯 P≤22MPa μ

≤ 30m/s

22MPa

乙炔气 P≤110Kpa μ=3～4m/s P≤250Kpa μ=4～8m/s

P≤2.5Mpa μ=5m/s

氢、氧气 μ乙醚、苯、二硫化碳 μ甲醇、乙醇、汽油 μ丙酮 μ

≤8m/s ≤ 1m/s ≤ 3m/s ≤ 10m/s

二、金属的耐腐蚀性能，在大多数情况下，主要是依靠其接触腐蚀性介质表面的一层保护膜，流速过大，可使保护膜损坏，增大腐蚀速度。三、低于大气压的水蒸汽管道，一般出现于多效蒸发装置的二次蒸汽管，由于比容大，流速低了:使管径选得很大，安装设计较困难。

四、输送悬浮固体的液体管道，流速过低，则使固体颗粒沉积，导致堵塞。

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流速过高，则使管壁遭到严重磨损。

五、储运系统的汽车罐车装油管应按储运系统的设计规定选择管径。公式2.1.8---2是根据中国石油化工总公司《石油化工企业易燃、可燃液体静电安全规定 (试行)》第2·8·3条规定的。

应该注意，当物料输送管道中，或者物料送入的容器(设备)中，有可能出现空气和可燃气体混合物时，应防止静电火花的产生。液相物质的流速要考虑静电积聚的危险，以及缓冲时间的要求。

第2.1.9条气体是可压缩的介质，但在压力变化不大时，可按不可压缩流体处理。

在什么情况下可以按不可压缩介质处理，有三种意见: 一、压差小于进口绝对压力的10% 二、压差小于进口绝对压力的20% 三、压差小于进口绝对压力的40%。

本导则采用第二种意见，但规定当压差大于进口绝对压力的10%时，应取平均压力下的流体密度或比容值进行计算。

本导则可压缩流体的计算公式2.3.6可以转化为:

P12-P22/2Pmυm=G2[ι

·P1/ P2+λ/2·（L+Σle）/di]·10-

式中：Pm——平均压力 Pm=1/2（P1 +P2） υm——在Pm时的比容

由此可得

ΔP= P1 －P2= G2·υm[ι

·P1/ P2+λ/2·（L+Σle）/di]·10

-3

当 ΔP=0.2时（明2.1.9---1）

P1/ P2=0.223

与管件的局部阻力系数相对照，忽略ι P1/ P2相当于少计算一个90。弯头的

-3

局部阻力降。则：ΔP=1/2λ（L+Σle）/di·G·υm·10

（明2.1.9---2）

这是以平均压力下的比容进行不可压缩流体阻力降的计算公式，所引起的误差是不大的。

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由于有压力的气体管道每百米管长最大阻力降控制值为0.01 P1，则ΔP为10%时，计算管长可达1000m; ΔP为20%时，计算管长可达2000m;因此，装置内的大部分气体管道是可以按不可压缩流体管道计算的。

第2.1.10条在按管子规格选择管径以后，需要计算管道的阻力降以计算流

体输送设备所需提供的压差或扬程。

公式2.1.10--1～2的推导，见第2.1.1条的条文说明。

当利用本导则附录三至附录六时，每百米管长的阻力降可以利用下式计算:

ΔP 1/ΔP=（qυ1/ qυ）=（qm1/ qm）

（明2.1.10---1）

或 ΔP /ΔP 2 =（qυ/ qυ2）=（qm/ qm2）

（明2.1.10---2）

以上式中，n=1.84～2.0，当流量或质量流量与表列始值或终值接近时，n值宜取为2，即假定直管阻力系数是相同的。以上公式可以从公式2.1.10--1～2推导出来。

第二节管径的确定和不可压缩流体管道的阻力降计算

第2.2.1条在本导则第1.0.3条说明中，已经提到: \关于满足工艺生产条件主要是指在工艺限定的压差或位差条件下，能满足正常生产条件下所需要的最大流量，也即管道的阻力降必须小于该管道的允许阻力降，否则流量将低于所需值。\管径的初步选择是根据估计的管长和阀门，管件数量计算并按标准规格选择的。估计的数值与设计的数值可能有较大的差别，所以本导则规定管径应根据设计的管长和阀门、管件数量及初选的管径经过阻力降计算并与管道的允许阻力降比较后确定。一般情况下，当具备阻力降计算条件时，工艺生产流程，工艺设备布置和机泵订货都己确定，在这些方面调整的可能性不大，所以在管道阻力降超过其允许阻力降时，只有将初选的管径向较大规格调整，以降低管道的阻力降。一般管道是指对管道阻力降无严格限制的管道，例如，虽然有每百米管长的最大阻力降控制值的要求，但超过此控制值并不会对工艺生产条件或管道流量有显著影响的管道。

在本导则第2.1.1条说明中，已指出公式2.1.10--1～2所依据的阻力系数计算公式 (明2.1.1--1)是近似的，因此按2.1.10--1～2计算的管道阻力降可能偏低，也可能偏高，偏离的程度与管壁的绝对粗糙度值有关。绝对粗糙度值小，偏离的程度也小。

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编制本导则时曾用式2.1.10--1～2计算的每百米管道阻力降 (ΔP 1)，与详细计算的每百米管道最大阻力降（ΔP 2，即附表中的阻力降值）作了比较，情况如下:

一、水管道用式2.1.10--1计算的阻力降(ΔP 1)

小于附表3的阻力降（ΔP 2）值，泵的吸入排出管道ΔP 1/ΔP2平均值为0·96，循环冷却水管道ΔP 1/ΔP2平均值为0·91，

1、饱和液体吸入管道ΔP 1/ΔP2的范围为0.856～1.048，平均值1.003;

2、不饱和液体吸入管道ΔP 1/ΔP2的范围为0.848～0.998, 平均值0.965; 3、泵的排出管道ΔP 1/ΔP2的范围为0.829～0.949,平均值0.921; 4、循环冷却水管道ΔP 1/ΔP2的范围为0.822～0.931,平均值0.908。二、油品管道有一部份是处于滞流(层流)状态，公式2.1.10--1～2是不适用的。湍流状态下，由公式2.1.10--1计算的阻力降 (ΔP 1 )均大于附表4--1～3中的阻力降值(ΔP2)，情况如下:

1、油品运动粘度为5×10m/s的管道，其ΔP 1/ΔP2的平均值为1.117。饱和液体吸入管道DN20和DN25的最大流量时，均处于滞流状态。DN40～DN500的最大流量时，ΔP 1/ΔP2范围处于0.953～1.219平均值1.141;

不饱和液体吸入管道DN20和DN25在最大流量时，均处于滞流向湍流的临界状态，DN40～DN500在最大流量时ΔP 1/ΔP2的范围为0.974一1.184，平均值1.126。泵的排出管道DN20在最大流量时，处于滞流向湍流的临界状态。DN25～DN500在最大流量时ΔP 1/ΔP2的范围为0.910一1.136，平均值1.083。

2、油品运动粘度为30×10m/s的管道，其ΔP 1/ΔP2的平均值为1.195。

饱和液体的泵吸入管道中DN25、40、50、80，在最大流量时，处在滞流状态，DN100(在最大流量时，处在滞流向湍流的临界状态。DN150～DN500，处在最大流量时ΔP 1/ΔP2的范围1.059～1.256，平均值1.181；

不饱和液体的泵吸入管道中DN25、40、50在最大流量时，处在滞流状态，DN80、100在最大流量时，处在滞流向湍流的临界状态。DN150～DN500在最大流量时 ΔP 1/ΔP2的范围为1.093～1.269平均值1.204。

泵的排出管道中DN25、40，在最大流量时，处在滞流状态，DN50、80在最大流量时，处在滞流向湍流的临界状态。DN100～DN500在最大流量时，ΔP 1/ΔP2

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的范围为1.052～1.269平均值1.201。

3、油品运动粘度为100×10m/s的管道，其ΔP 1/ΔP2的平均值为1.130。饱和液体的泵吸入管道中DN40,50,80,100,150，200在最大流量时，均处于滞流状态。DN250,300，在最大流量时，处于滞流向湍流的临界状态。DN350～ DN500在最大流量时，ΔP 1/ΔP2的范围为1.O68～1.144，平均值1.109。

不饱和液体的泵吸入管道中，DN40,50,80，100，150在最大流量时，处于滞流状态，DN200在最大流量时处于滞流向湍流的临界状态。DN250～DN500在最大流量时ΔP 1/ΔP2的范围为1.054～1.185，平均值1.131。

泵的排出管道中，DN40,50,80,100在最大流量时，处于滞流状态，DN150，在最大流量时，处于滞流向湍流的临界状态。DN200至DN500的ΔP 1/ΔP2的范围为1.052～1.224，平均值1.152。

三、饱和水蒸气管道用式2.1.10—2计算的每百米管道阻力降 (ΔP 1)，小于附表5的阻力降值 (ΔP2)。

1·绝对压力为0.3MPa的水蒸气管道，ΔP 1/ΔP2的范围为0.806～0.899，平均值0.878。

2·绝对压力为0.6MPa的水蒸气管道，ΔP 1/ΔP2的范围为0.766～0.845，平均值0.825;

3·绝对压力为1.0MPa的水蒸气管道，ΔP 1/ΔP2的范围为0.735～0.807，平均值0.786;

四、压缩空气管道用式2.1.10—1计算的每百米管道阻力降 (ΔP 1)常压管道大于附表6的阻力降值 (ΔP2);有压力管道小于附表6的阻力降值:

1.绝对压力为0.101MPa的空气管道，ΔP 1/ΔP2的范围为0.985～1.095，平均值1.050;

2.绝对压力为O.4 5MPa的空气管道，ΔP 1/ΔP2的范围为0.842～0.915，平均值0.898;

3. 绝对压力为O.8MPa的空气管道，ΔP 1/ΔP2的范围为0.789～0.841，平均值0.827;

4. 绝对压力为1. 5MPa的空气管道，ΔP 1/ΔP2的范围为0.725～0.770，平均值0.756;

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综合以上情况，可以得出以下结论:

一、类似水的物料管道，用式2.1.10—1～2计算的阻力降若小于允许管道阻力降的90%，一般是可行的;

二、油品管道 (运动粘度较大)应首先核算雷诺数，判断是否处在滞流状态，如果是滞流，则应按本导则第2.2.3～2.2.4条进行核算。当运动粘度为30×10m/s的油品管道，DN50以下和运动粘废为100×10m/s的油品管道DN100 (包括DN100)以下用式2.1.10—1～2计算的管道阻力降误差甚大，所以参照本导则附表4--1～3进行初步的管径选择较好，若用公式计算，则应进行认真的阻力降验算。

三、饱和水蒸汽管道用式2.1.10—1～2计算阻力降，误差可能达到27%，但每百米管长最大阻力降控制值小，每百米管长阻力降的误差值约为进口绝对压力的0.005～0.007，在实际生产中是不会引起显著影响的。

四、常压的空气管道用式2.1.10—1～2计算，阻力降的误差很小，有压力的空气管通，阻力降的误差仅为进口绝对压力的0.0016～0.0028，实实际生产中是不会引起显著影响的。

本条所指\管道的允许阻力降限制比较严格的管道\按以上分析，有以下几种情况:

一、按式2.1.10—1～2计算的管道阻力降已达到由位差、压差决定的允许阻力降的90%，而位差、压差不可能再作调整的管道;

二、按式2.1.10—1～2计算的管道阻力降已达到流体输送设备所能提供的允许阻力降85%的管道;

三、运动粘度较大的油品管道，流动状态有可能处于滞流 (层流)状态的管道，可参见本条前面的说明。

本导则没有提供闸阀不同开度的当量长度，也没有提供闸阀、截止阀、蝶阀、旋塞阀不同开度的局部阻力系数。认为采用增大局部阻力来增大安全系数不如作详细的阻力计算复核好。因为增大局部阻力是无效的消耗能量，不应采取这种措施减少设计工作量。

第2·2·2条本条只是说明管道的阻力降是由直管部分的阻力降和管件部分的局部阻力降两部分组成，\分别计算\是为了引出以下条文，说明直管部分阻

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力降与管件局部阻力降的不同计算方法，并非要求必须分两部分进行计算。在实际工作中，有利用以下公式进行综合计算的:

ΔPf=[λ·（L+ΣLe）/di+ΣK]·(ρu/2)·10 (明2.2.2一1) ΔPf=[λ·（L+ΣLe）/di+ΣK]·(υG/2)·10 (明2.2.2一2) 以上式中:

ΔPf____管道的阻力降 ;kpa:;

λ____直管的阻力系数: L_____直管的长度 (n)); Le_____管件的当量长度 (m); di————管内径 (m); K——管件的局部阻力系数; ρ——流体密度 (kg/m3); υ——流体比容 (m3/kg) u——流体的流速 (m/S);

G——流体的质量流速（kg/m3·S）。

同一个管件已经计算了当量长度，就不再计算局部阻力系数，反之亦然，以免重复计算了该管件的局部阻力降。

公式明2.2.2--1～2是考虑了在一个管道系统中，有些管件的局部阻力降可用当最长度法计算，而另--些管件的局部阻力降需用局部阻力系数计算的情况。第2·2·3条公式2.2.3--1和公式2.2.3--2可以利用下列关系式互相推导出来，

G=ρu ρυ=1

在--般流体力学的资料中，很少提出公式2.2.3--2，然而在生产装置的工艺设计中，物料的流量多是以质量流量 (qm)表示的，如果利用公式2.2.3--2，则则可直接通过qm计算，没有必要进行质量流量和体积流量的换算。

第2·2·4条图2.2.4是奠迪图 (Moody friction chart)，公式2.2.4—3

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是光滑管阻力系数的布拉修斯(BlasiuS)计算公式，公式2.2.4—4和2.2.4--5是粗糙管阻力系数计算的科尔博鲁克----怀特公式(Cole-brook and White)，都是在工程设计中广泛采用的。

最好采取查图与公式计算相结合的方法求取阻力系数。

因为查图时易读错数据，也不易取准，若将查图得到的读数代入公式试算可以起到相互核对的作用。

如果仅利用公式计算，则可以采用公式明2.1.1--1的计算值作为第一次试算的数据代入公式2.2.4--4。

由滞流(层流)转变为湍流 (紊流)的雷诺数为2320,然而在工程应用中认为镭诺数小于2000时存在稳定的滞流，而镭诺数大于2000，小于4000时，流体的流动处在临界区状态，管道的阻力系数是不稳定的，工程设计中采用光滑管的阻力系数求管道阻力降。

由边界层的研究得知，当粗糙度镭诺数大于70时，阻力系数与雷诺数无关，只随管壁的粗糙度而异，如公式2.2.4--5所表示。

粗糙度雷诺数与管子的相对粗糙度，流体流动的雷诺数和管子的阻力系数有关，如下式所示，

Rer=(ε/ di)·（Re）·（√λ/8） (明2.2.4--1) 式中 Rer---粗糙度雷诺数;

ε---管壁的绝对粗糙度 (m); di---管子内径; Re---流体流动的雷诺数； λ---直管阻力系数。当Rer =70时，由明2.2.4--1可得

Re =70×√8 ×（di /ε）×（1/√λ）=198（di /ε）（1/√λ） (明2.2.4--2) 以公式2.2.4一5代入上式得:

Re=396（di /ε）·log(3·7di /ε) (明2·2·4-3) 所以公式2·2·4一5适用于下述条件:

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Re≥396（di /ε）·log(3·7di /ε)

而由公式明2·2·4-3计算得的雷诺数为流动状态处于粗糙管湍流区 (也有称完全湍流区的)的最小雷诺数。为了便于设计人员工作，本导则附录二中列出此数据，在算出雷诺数后，即可决定采用式2·2·4-4或式2·2·4-5计算直管阻力系数。但应说明的是，附录二是按管壁的绝对粗糙度为0.2mm编制的，其它粗糙度不应按附录二判断是否处在粗糙管湍流区。

设计应考虑长期、稳定、安全生产的要求，不应按新的或-律按操作中无腐蚀的情况取管壁绝对粗糙度的值，使用何关技术资料时应予以注意。本导则的附录采取正常条件下工作的无缝钢管的绝对粗糙度值。

第2·2·5条局部阻力降的计算有当最长度法和局部阻力系数法，两种方法部是广泛采用的。不同的专业采用的方法是有所侧重的，--般说来，工艺设计采用当最长度法多一些，

在阻力降计算中，单纯采用当量长度法会遇到困难，因为有些局部阻力降需要采用局部阻力系数计算。为了解决此困难，可以分别计算管件的局部阻力降，再求总的局部阻力降，如式明2.2.2--1～2所示。必要时，采取下式换算:

K=λ·（Le/di）（明2.2.5—1）

在一般计算中，往往认为“K”和Le/di是常数，所以在理论上是存在矛盾的。对已有资料进行分析后，了解到局部阻力系数是按流动已进入粗糙管的完全湍流区考虑的，即按直管阻力系数（λ）为定值而求得，从一些试验数据看，以“Le/di ”为常数比较恰当一点。

木导则没有提出新的处理方法，而采取工程设计的习惯做法，以兔引起混乱和工作中的因雅，即将“Le/di ” 和“K”均视为常数，直接引用相应的数据而不作修正。

第2·2·6条在一般管道的阻力降计算时，管道变径时的局部阻力降均按突然扩大或突然缩小处理，并无必要区分渐变和突变。在阻力降控制较严，需要精确汁算时，应区分渐变和突变。

第2·2·7条容器与管道联接处的局部阻力降需要具体分析处理，不仅考虑局部阻力降，而且应考虑速度变化的影响，求其综合效果，所以条文中称\管

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道与容器联接点处的压力降\。一·从容器进入管道处，其特点是流体在容器中的流速可以忽略不计，视为零。于是在管道入口处必然有显著的速度变化，入口处不仅要考虑截面突然变化的局部阻力降，而且要考虑加速压力降。即:

ΔPff1=[（ρu/2）+K（ρu/2）] ·10

=（1+K）（ρu/2）·10

=（1+K）(υG/2) ·10 (式2.2.7一1～2)

二、从管道进入容器处 (即管道的出口)的恃点是流体的流速突然降为零，即有负的加速压力降，局部阻力降和加速压力降的综合效果为下式所示:

ΔPff2=[-（ρu/2）+K（ρu/2）] ·10

=（K-1）（ρu/2）·10 (明2.2.7一1)

管道进入容器处的局部阻力系数为1，故从管道进入容器处的压力降为零。三、联接两容器的管道，综合计算管道进出口处的局部阻力降时，可以把流体在两容器中的流速均视为零而忽略不计，于是综合考虑时，无加速压力降， (或者进口加速压力降为出口的负加速压力降相抵消)。

过去往往只考虑进出口处的局部阻力降而未考虑速度变化的加速压力降。如果管道是从容器通至另一容器而作为一个系统综合考虑进出口局部阻力降时，计算属于本条第三款的范围。结果是正确的。若是流体由容器进入管道;由管道通入另--管道 (例如由容器经支管流入总管时)，则进口端易忽略了所需的加速压力降。若流体是由总管通过支管流入容器时。易忽略了负的加速压力降(即流体的动压可以克服管道出口的局部阻力)，使管道出口的压降算多了。

第2·2·8条管道与管道的联接点，一般是指三通，也是管道的进口端或出口端的一种，因为流最变化，联接的两管道应分别计算阻力降，计入相应的局部阻力降。

工业上常用的三通，直通部分的截面是相同的(即d1=d2)，侧管可能与直通管同径或缩小 (即d3≤d1)。

表2·1·5和表2·2·5中均有等径三通的数据，但已明确\等径三通作弯头用”，不能用于有汇流、分流的情况。

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阻力系数的计算公式是采用《火力发电厂汽水管道设计技术规定》(DLCJ23一81)的附录三中的资料。

第2·2·9条采取1.2的系数，相当于考虑流量有增大I0%的可能。

第三节可压缩流体管道的管径选择和计算

第2·3·1条等温流动和绝热流动是气体在管道内流动时的两种理想的、极端的状况，实际情况是既非等温又非绝热的多变过程。若按多变过程考虑，则需有多变指数的资料，而多变指数并不能由理论计算求得，所以按多变过程计算是困难的。

真实气体的压力---比容---绝对温度的关系与理想气体是不同的，按真实气体计算需要采用修正系数或利用真实气体的状态方程式，计算过程比较复杂。

在一般工程计算中，按理想气体的等温过程或绝热过程计算，结果已能满足精度要求，没有必要按真实气体的多变过程考虑。

管长大于1000倍管内径的不隔热管道，应按气体在管内进行等温流动计算;隔热的管道、和长度小于1000倍管内径的不隔热管道，应按气体在管内进行绝热流动计算。

在已知气体流量·管径·管长计算管道的压力降时，按等温流动计算的压降大于按绝热流动计算的压降;在已知气体流量和管道两端的压差计算管径时，按等温流动计算的管径大于按绝热流动计算的管径;在已知管径、管长和压差时，按等温流动计算的气体流量小于按绝热流动计算的流量。

考虑到等温流动的计算方法比较简单，计算结果偏向安全，与绝热流动计算的结果差别并不大，所以本导则只要求按等温流动进行计算。

第2·3·2条气体在管内流动时的马赫数是其流速与声速之比，即:

M a=u/c (明2.3.2一1)

式中c---声速，声音在该气体介质中的传播速度（m/s）；

c=（r·P·10/ρ）

1/2

=（r·P·10·υ）=（r·R·T）

(明2.3.2一2)

31/21/2

式中 r一一气体的比热比(Cp/Cv)

P一一气体的绝对压力 (kPa)

ρ一一气体的密度 (kg/m3);

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R一一气体的气体常数(Pa·m3/(kg·K)) T一一气体的绝对温度 (K)。

由于 u=Gυ=G/ρ 故得 Ma=G·ρ

-1

（r·R·T）

-1/2

=G·（r·P·10·ρ

）

-1/2

=G·υ

1/2

·（r·P·10）

-1/2

(明2.3.2一3)

气体在管内流动时，由于管道阻力的作用，使气体的压力逐渐降低，因而密度减小，比容增大，从公式明2.3.2一3可知马赫数是逐渐增大的，管道始端的马赫数小于终端的马赫数。

根据已有资料，气体在管道内流动时，马赫数小于0.333时，其噪声是不严重的。《化学工程卷Ⅵ——化工设计导论》的第五章提出:\气体和蒸汽的速度不能超过临界速度，通常限制在临界速度的30%以内\。马赫数为1时的速度即为临界速度，所以本导则规定: \常用管道末端的马赫数宜小于0.3\。

紧急泄放管道不是常用的，一般泄放量和压差都较大，如果马赫数控制低了，需要较大的管径，所以允许提高管道末端的马赫数。气体在管内是亚音速流动，在等温流动的条件下，所能达到的最大马赫数是(1/γ)，为了留有一定的余地，管道末端的马赫数控制在0.7。

第2.3.3条由于管道末端的马赫数是有控制要求的，所以本条的提法是由末端的马赫数求始端的马赫数，实际上，也可利用公式2·3·3由始端马赫数计算末端马赫数。或者由已知的压力和马赫数值求末知的压力。

根据公式明2·3·2---3可得 Ma1/Ma2=（υ1/P1/υ2/P2）

1/2

0.5

=（υ

/υ2·P1/P2）

1/2

(明2.3.3一1)

在气体的等温过程中 P1 υ1= P2 υ2

于是得 P1 Ma1= P2 Ma2 (2.3.3)

在推导公式2·3·3过程中，利用了气体等温过程的Pυ关系，所以公式2·3·3是不能使用于气体在管内进行绝热流动的计算的。

气体在管内进行绝热流动时，马赫数与压力的关系推导如下: 一、气体在管内流动时，其能量平衡可用下式表示：

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h+u2/2=h0=常数

式中 h——气体的热焓； h0———气体在流速为零时的热焓；由于 h=CpT

则 CpT+ u2/2= CpT0

T0/T=1+u2/2 CpT （明2.3.3——3）

式中 Cp——气体的定压比热； u——气体的流速； T——气体的绝对温度；

T0——气体的滞止温度，即气体通过绝热过程使其流速降到零时，所达到的温度。对于理想气体来说，有以下关系：

Cp/R=γ/γ-1 Ma=u/√γRT

将以上关系式代入公式明2.2.3——3，可得

T0=T[1+(γ-1)/2· Ma] （明2.3.3——4）

以上的关系式均是由能量平衡和理想气体定律推导的，不随过程是等熵或绝热而异，因此，气体在管道内流动时各点的温度不同，然而通过公式明2·3·3-4算得的滞止温度是由速度降到零时的热焓决定的，而且是一个常数。二、从气体在等截面管中流动的连续性方程式可得:

u=G/ρ

从理想气体方程式可得

ρ=P/RT

因此: u=RTG/P

再从马赫数的定义方程式可得

Ma=u/√γRT = RTG/√γRT

整理后可得：G（RT）=γ

1/2

Pma （明2.3.3——5）

三、综合公式明2.3.3—4和2.3.3—5得 G（RT0） =G（RT）[1+(γ-1)/2 ·Ma]

G（RT0） =γ

1/2

PMa[1+(γ-1)/2 ·Ma]

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1/2

（明2.3.3——6）

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在绝热流动条件下，各点的滞止温度是常数，G和R也是常数，所以： P1 Ma1[1+(γ-1)/2 ·Ma1]

1/2

= P2 Ma2[1+(γ-1)/2· Ma22] 1/2

1/2

或 P2/ P1= Ma1/Ma2[1+(γ-1)/2· Ma1/1+(γ-1)/2· Ma2]

（明2.3.3—7）

公式明2·3·3-7是气体在绝热流动情况下，各点的马赫数与该点压力的关系式，比等温流动条件下的关系复杂得多。

第2·3·4条本条是把质量流速，马赫数和物性参数(气体的状态参数)关联起来，可由马赫数求质量流速，或由质量流速求马赫数。公式2·3·4的推导见第2·3·2条的说明，公式明2·3·2-3与公式2·3·4是--致的。

本条的主要用途是以下两个方面:

一·从管道末端的马赫数控制值、压力、密度或比容，或者由式2.3.3求得的管道始端马赫数控制值、压力、密度或比容计算出质量流速的最大控制值(超过此质量流速控制值，则管道末端的马赫数即超过控制值)，从而求出可以采用的最小管径;

二、按管材系列规格选出管径后，按第2.3.5条计算管内的质量流速，再按公式2·3·4计算管道始末两端的马赫数，进行压降的验算。

第2.3.5条本条提出了由质量流量和质量流速求管内径和由质量流量、管内径求质量流速的计算公式。

需要说明的是由公式2.3.5--1求得的管内径值不能作为管径的初选值，它只能满足管末端马赫数控制值的要求，尚不能判定能满足管道允许阻力降的要求。所以要计算管内质量流速以进行下一步验算工作。

第2.3.6条按公式2·3·5-1算得的管内径不能保证管道末端的压力大于或等于预定的P2值，可能会小于P2值而不能满足工艺条件的压差要求，因为管道末端的压力是由始端压力和管道阻力降决定的。管道阻力降小，管道末端的压力将大于预定的P2值，随之马赫数也将小于控制值，这是可以满足生产要求的;若是管道阻力降大了，则管道末端的压力将低于预定的P2值，马赫数也会大于控制值，因而不能满足生产要求，应该增大管径，降低管道的阻力降。公式2·3·6是由气体在管内流动时的动量平衡得出的，关联了压差与阻力降的关系。气体在管内流动时，其动量平衡方程式是:

dP+ρudu+λ/ di ·1/2ρu·DL=0

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现按等温流动和绝热流动作进一步的分析和推导出实用的公式：一、等温流动的分析：

1、理想气体的状态方程式是 P=ρRT

在等温流动时，T是常数，得到： dP/P= dρ/ρ （明2.3.6——1）马赫数的定义方程式是：Ma=u/√γRT

在等温流动时，√γRT 是常数，得到dMa/Ma=du/u （明2.3.6——2）流体在管道内流动的连续性方程式是： ρAu=常数在等截面管道中，A是常数，所以 ρu=G=常数

则 dρ/ρ+ du/u=0 （明2.3.6——3）从 Ma=G（γPρ）

-1/2

得 G= γPρMa=ρu故 1/2ρu=γ/2PMa

（明2.3.6---4）

将公式明2.3.6---1～4代入动量平衡方程式,得:

P·dP/P+ρu·du/u+λ/di·1/2ρudL=0

即: -P·dMa/Ma+γPMa·dMa/Ma+λ/di·1/2PMadL=0

经整理后可得: 2(1-γMa)/ γMa·dMa=λdL/ di (明2.3.6---5) 2.从公式明2.3.6---5可得以下关系:

γMa)＜1时 dMa/ dL＞0 γMa)=1时 dMa/ dL=∞ γMa)＞1时 dMa/ dL＜0

由于气体在管道内是亚音速流动,因而在等温流动情况下, γMa不可能＞1 3.将公式明2.3.6---5从Ma1到Ma2和L=0到L=(L+∑Le)进行定积分可得下式: ψ(Ma1)- ψ(Ma2)= λ(L+∑Le)/ di (明2.3.6---6) 式中: ψ(Ma)=1-γMa/γMa+ιnγMa (明2.3.6---7)

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ψ(Ma1)- ψ(Ma2)= λ(L+∑Le)/ di (明2.3.6---8)

则管两端的压差是可以克服管道阻力降和加速压力降的,所选管经是适用的,否则应加大管经,减少管道阻力降.

4.以下列公式代入公式明2.3.6---7～8,经整理得公式明2.3.6---9.

P1Ma1= P2Ma2

γMa=G/ρRT ρ=P/RT RT= P1υ1 P1- P2/2 P1υ1≥G [ιnP1/P2+λ/2·(L+∑Le)/ di] (明2.3.6---9) 在前面的推导过程中，绝对压力都是采用帕为单位的，若压力采用千帕为单位，则

P1- P2/2 P1υ1≥G [ιnP1/P2+λ/2·(L+∑Le)/ di]·10 （2.3.6） 5、当选择管经后，可以算出G，利用公式2.3.6计算P1或P2时，需要采用尝试误差法。如已知始端压力P1，求末端压力P2时，需先假定P2，算出ιn（P1/P2），再算出P2，直至计算结果与假定值相符。

利用公式明2.3.6——6，可得

ψ(Ma1) = λ(L+∑Le)/ di +ψ(Ma2) (明2.3.6---10) ψ(Ma2) =ψ(Ma1)-λ(L+∑Le)/ di (明2.3.6---11)

可以从(Ma1)或(Ma2)求出ψ(Ma1)或ψ(Ma2)值，然后由公式明2.3.6—10～11，求出相应的ψ(Ma)值，如果能从ψ(Ma)值求出相应的Ma值，然后由公式2.3.3算出末端或始端的压力。

从ψ(Ma)计算Ma值需要解对数方程，是困难的，所以先从Ma值算出ψ(Ma)值，编成表格，查表可以方便一些。为此编制了本说明的附录一。一般来说Ma值小时，ψ(Ma)随Ma的变化较大，因此由ψ(Ma2)求Ma2比较正确一些，既由P1求P2比较准确一些。

二、绝热流动的分析：

1、由下列关系式推导绝热流动时的动量平衡表达式。动量平衡的一般表达式为： P·dP/P+ρu·du/u+λ/ di·1/2ρudL=0

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（1）由P=ρRT得： dP/P=dρ/ρ+dT/T （明2.3.6—12）（2）由Ma=u/√γRT得： dMa/Ma= du/u-1/2 ·dT/T（明2.3.6—13）

ρu=γP Ma

（2.3.6—4）

（明2.3.3—4）

（3）由T0=T[1+（γ-1）/2 Ma

得： dT/T+（γ-1）MadMa/[1+（γ-1）/2 Ma]

（明2.3.6—14）

（4） dρ/ρ+ du/u=0 （明2.3.6—4）（5） P·dP/P= P（dρ/ρ+dT/T）=P（- du/u+ dT/T） =P（-dMa/Ma-1/2·dT/T+ dT/T）=-P（dMa/Ma-1/2·dT/T） =-P{ dMa/Ma+1/2[（γ-1）MadMa/1+（γ-1）/2 Ma]}

=-P[1+（γ-1）Ma/1+（γ-1/2）Ma] dMa/Ma （明2.3.6—15）（6） ρu·du/u=γPMa·du/u=γPMa（dMa/Ma+1/2·dT/T） =γPMa·{1-（γ-1）Ma/2[1+（γ-1/2）Ma]} dMa/Ma

=P[γMa/1+（γ-1/2）Ma] dMa/Ma （明2.3.6—16）（7） λ/ di·1/2·ρudL=λ/ di·1/2·γPMa dL（明2.3.6—17）将式2.3.6—15～17代入动量平衡的一般表达式的绝热流动的动量平衡方程式为： -P[1+γMa-Ma/1+（γ-1/2）Ma-γMa/1+（γ-1/2）Ma] dMa/Ma +λ/ di·1/2·γPMa dL =0 整理后得：

-2（1- Ma） dMa/γMa[1+（γ-1/2）Ma]+ λ/ di·dL=0 （明2.3.6—18） 2、由公式明2.3.6—18可得出以下关系：

Ma＜1时 dMa/ dL＞0 Ma=1时 dMa/ dL=∞ Ma＞1时 dMa/ dL＜0

由于气体在管内是绝热的亚音速流动，因此，在管内绝热流动的条件下，Ma不可能超过1。

3、将公式明2.3.6—18从Ma1到Ma2和L=0至L=L+∑Le进行定积分可得：

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X（Ma1）-X（Ma2）=λ（L+∑Le）/ di （明2.3.6—19）

式中X（Ma）=（1- Ma2）/γMa+（γ+1）/2γ·ιn[（γ+1）Ma/2+（γ-1）Ma]

（明2.3.6—20）

当 X（Ma1）-X（Ma2）≥λ（L+∑Le）/ di

则管道两端的压差可以克服管道的阻力降和加速压力降，所选管经是适用的，否则应加大管经，减少管道的阻力降。

4、从本导则第2.3.3条的条文说明中，已推导出在绝热流动情况下，压力与马赫数的关系：

P2/ P1= Ma1/Ma2[1+（γ-1）/2 Ma1/1+（γ-1/）2 Ma2]

由于： Ma=G（υ/γp）

可得：1/2Gυ

1/2

222

1/2

（明2.3.3—7）

（明2.3.6—21）

+γ/（γ-1）·P1υ1=1/2Gυ

+γ/（γ-1）·P2υ

（明2.3.6—21）

再以公式明2.3.6—21和2.3.6—22代入公式明2.3.6—19～20整理后可得： [（γ-1）/2γ+ P1/ Gυ1][1-（υ1/υ2）]- （γ+1）/γιn·υ2/υ1= λ（L+∑Le）/ di （明2.3.6—23）

公式明2.3.6—22～23是气体在管内作绝热流动计算的常用公式（注意：使用这些公式时，压力均为绝对压力，单位为帕）。在初步选出管经后，可计算出G，通过始端条件和末端压力由公式明2.3.6—22算出末端比容（υ2），再由υ2、P1、υ1和G核算两端压差是否能克服管道的阻力降。

在已知P1、υ1和G的条件下，可由公式2.3.6—23算出气体绝热流动至管道末端时的比容（υ2），，再由公式明2.3.6—22求出管道末端的压力（P2）。但是利用公式明2.3.6—23计算（υ2）需要采用尝试误差法。 5、公式明2.3.6—19可以采用下列表达形式：

X（Ma2）= X（Ma1）-λ（L+∑Le）/ di （明2.3.6—24） X（Ma1）=X（Ma2）+λ（L+∑Le）/ di （明2.3.6—25）

利用X（Ma）与Ma的函数关系可以从已知（Ma1）或（Ma2），计算出X（Ma2）或

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X（Ma1），并由X（Ma）求出Ma，再从公式明2.3.3—7求出所需的压力值，从管道的始端条件求出末端的条件比较准确。

直接从X（Ma）=（1- Ma2）/γMa+（γ+1）/2γ·ιn[（γ+1）Ma/2+（γ-1）Ma]计算Ma是困难的，为此编制了X（Ma）的函数表，作为本条文说明的附录二。在本条文说明中介绍了等温流动和绝热流动的理论分析和计算方法，可供设计人员在工作中遇到具体问题时参考，本导则并未要求按绝热过程计算气体的流动问题。

在本导则的编制、讨论、审核过程中决定本导则只规定设计人员习惯的简易计算方法，而在本导则的条文说明中介绍理论分析和比较严密的计算方法。通过马赫数来计算气体在管道内的绝热流动，并没有运用等熵过程的压力、比容的关系（即P1υ

222

=P2υ

），所以比较严密。严格来说，绝热过程采用Pυ

为常数的关系，

只能是近似的。可是利用公式明2.3.6—7～8和公式明2.3.3—7，明2.3.6—19～20进行可压缩流体管道的计算又是一般设计人员所不熟悉的，所以本导则只规定采用常见的气体在管内作等温流动计算公式。

按等温流动计算公式再作进一步的简化，即忽略去ιn·P1/P2，则属于按不可压缩流体的计算范围，实际上已在本导则第2.1.9条作了规定。

第2.3.7条本条的主要意图是不要在这类管道上设截面收缩的管件，如需要设阀门，则应采用闸阀，而不要设截止阀。如果必须设计量孔板和调节阀，则应按阻塞流进行验算。

气体在管道内流动，可能在两处出现流动阻塞现象（在等温流动情况下达到 γMa=1，在绝热流动情况下Ma=1）；一处是管道的末端，另一处是截面的收缩处，由于本导则已对管道末端的马赫数规定了控制值，所以在管道末端是不会发生流动阻塞的。截面收缩处所能通过的最大质量流量计算公式（2.3.7）是孔板的最大流量计算公式，流量系数采用0.6，压力用千帕为计量单位。应该注意的是P0、υ0是阀门或孔板前气体的绝对压力和比容，而不是管道始端的压力和比容。如果利用始端的压力和比容计算，则计算结果偏大。

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第三章气液两相流管道

第一节

管经选择的要求

第3.1.1条本条说明了选择气液两相流管道的管经时，应考虑的因素。在实际工作中全部满足这些要求可能遇到较大的困难，需要设计人慎重研究、处理，必要时会涉及改变工艺生产的控制条件。

本条首先明确两相流流型判断的目的。在垂直向上的管段中，气液两相流的流型有：泡状（Bubble or aerated flow）、块状或塞状(Plug or slug flow)、沫状 (Froth or churn flow)、环状或上升膜状(Annular or film flow),带液柬的环状(Wispy一annular flow)及雾状(Mist flow)流等流型;在水平的管段中，气液两相流有:泡状 (Bubble or froth flow)、塞状(Plug flow)、分层状 (Stratified flow)、波状 (Wavy flow)、块状 (Slug flow),环状 (Annular flow)及雾状 (Mist spray or dispersed flow)流等流型。流型判断的目的是使所选择的管径能满足以下要求:

一、当流量为正常负荷的50%时，在垂直向上的管段中不应发生块状流(Slug flow); 二、当流量为正常负荷时，在水平管段中不宜发生块状流。

在块状流时，压力波动，回弯管件受到冲击、碰撞，会引起管道严重震动，甚至损坏管道，设备。

根据流型图分析，在垂直向上管段中避免块状流的可能性较大;在水平管段中发生块状流的流速范围很大。很难完全避免;特别是既有水平管段又有垂直向上管段时，难于避免，或者提高流速后又满足不了其它要求。

有些操作过程 (如气、液分离过程)是不希望气液两相流处在雾状流的，因为雾液不易分离，不利于分离过程的操作。

所以本导则参考有关技术资料后，对水平管段中不发生块状流的要求不如对垂直向上管段中不发生块状流的要求严格。

气液两相流的流速高时，--般是处在雾状流，气相中挟带着液滴，速度过高，会使管壁遭受严重侵蚀，故对最高的流速是有控制要求的。

由于两相流中存在气相，因此气液两相混合物具有可压缩流体的特性。在管内流动时，可能出现流动阻塞现象，所以由所选管径计算的流速，必须小于管道出口端的极限流速。

为了避免出现块状流，两相流的流速可能较高，使管道的阻力降较大，当然

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管道阻力降应小于进出口的压差。

第3·1·2条本条说明选择两相流管道的管径应该做五项工作，条文中一至四项的工作顺序可以任意决定，具体的方法将在本节的其它条文中说明。第五项工作应该放在满足前四项要求后进行，因为工作量较大，也较复杂，所以管道的压力降计算方法将在第二节说明。

本条特别说明两相流管道的管径选择必须采用尝试误差法，进行所规定的五项工作。原因有以下两方面:

一、为了开展工作必须假定管径试算，判断结果是否满足要求，每一项工作都有可能需要进行反复试算;

二、要进行的工作，五项工作都需要采取尝试误差法来判断结果，不同的仅是有些过程比较简单，有些需要反复试算。

因而第一次试算的假定值比较重要，选择不当，有可能引起反反复复的试算过程，本条文说明将在适宜的条文内推荐假定值的选择方法。

第3，1·3条本条列出了一组定义方程式，这些参数的计算都是开展其它工作所必须的。

第3·1·4条本条也列出了一组定义方程式，主要是涉及流速和质量流速的，也是开展其它工作所必须求出的数据。

在计算流速和质量流速时，都需要有管径的数据。本条所列公式有两方面的作用: 一、首先假定一个管径，算出有关流速或质量流速，然后进行流型判断，是否严重侵蚀管壁，是否小于极限质量流速的判断;

二、经过判断选择一个标准规格的管径后，计算相应的流速和质量流速，以进行压降计算。

在第3·1·2条说明中已经提到第一次试算的假定值比较重要，选择不当，有可能引起反反复复的试算过程。为此，提出选择假定管径的建议如下:

一、求出管径的最小控制值:

1·为了使管壁不受流体的严重侵蚀，两相流的最大均相流速按下式计算:

UH=122.47ρ

-0.5

(3·1·7)

2·当管道进出口端的压差大于进口端绝对压力的30%时，取最大质量流速为:

G=0.75(γP2·10

/x2υ

g2)

0.5

(3.1.8--1～2)

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3、从下列两式所算出的管内径值中取大值为最小管径控制值: di=0.0188√qm/G (2.3.5---1) di=0.0188√qυ/ UH (明3.1.4---1) 式中 qm----两相流的质量流量 kg/h (qm= qmg+ qmι)

qυ----两相流的体积流量 m/h (qυ= qυg+ qυι

二、求出管径的最大控制值

)

1、从海威特流型图分析，在垂直向上管段内发生块状流的上限为：ρHυgs

发生沫状流的上限为：ρHυgs

=60

=120

考虑到按50%负荷时，ρHυgs 取略大于块状流的上限值，如65，则正常负荷时ρHυgs 应为，处在环状流或带液束的环状流流型，而负荷降至50%时，则处在沫状流的流型。

从 ρHυgs

得：υgs =16.1245·ρ得 di=0.00468 qυ

0.5

=260

-0.5

(明3·1·4--2)

0.25

2、在《化学工程卷I---流体流动，传热与传质》[(英)J，M、柯尔禁，J·F、李嘉森著三版SI单位)的第四章中提出:

\冲击流 (本导则称块状流)必须避免，因为它导致不稳定的状态，故良好设计应使负荷降到正常流率的50始时，仍能维持环流。虽然两相必须处于湍流，但过高的气体流速将产生大压力降，特别是在小直径的管中。在发生相间分离之处可能引起不稳状态，并且在垂直向上的流动中，高气速也可能引起不稳状态。避免发生冲击流情况的一个经验关系式是含两相的最低流速u(m/s)大于(3.05@4 0·0gAD)，其申D为管子直径，以mm表示。。

因此可得

UH=3.05+24di (明3·I·4--3)

从公式明3·1·4一1和明3·1·4一3可以推导出

0.0003537qυ= (3.05+24di) di

(明3·1·4--4)

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由明3·1·4一2和明3·1·4--4两式算得的管内径值中取其小值作为管径的最大控制值。

三、假定的管径值应在最大、最小控制值范围内，选择偏向最大控制'值的标准规格，以求管道的压力降尽可能小一点。

第3·1·5条两相流的流型图只具有相对准确性，各有优缺点，所以本导则提出用两种流型图进行判断，并推荐采用格里菲思(Griffith)流型图和海威特(Hewitt)流型图。

从两流型图分析，当假定管径的管道中流型处在块状流时，只有减小管径增大均相流速和气相表观流速，使流型进入环雾状流。由于选择假定管径时，已考虑到垂直向上管段内的流型要求，所以本条所提的判断要求，只起核对的作用。

第3·1·6条本条提出用两种流型图进行水平管段内的流型判断，井推荐采用曼德汉(MAandhane)流型图和伯克 (Baker)流型图。

一般认为曼德汉流型图准确性高一些，伯克流型图的准确性虽不如曼德汉流型图，然而在石油化工领域中使用较多。为了便于查图，特将英制的曼德汉流型图作为本说明的图明3·1·6。

从曼德汉流型圈分析，当假定管径的管道中出现块状流时，只有缩小管径增加气相表观流速使流型转为环雾状流。因为假定管径时，已经考虑到垂直管中的要求，放大管径，降低两相的表观流速，有可能在垂直管段内出现块状流。如果假定管径是偏于管径最小控制值时，则应放大管径再试。

从伯克流型图分析，由于两相混合物的组成没有变化(非闪蒸型)所以横座标是定值。

因此，可以采取缩小或放大管径使流型从块状流转为环状流或分层流、塞状流。要视采用的管径假定值是偏向最大控制值，还是偏向最小控制值。在只有水平管段、垂直或倾斜向下管段而无垂直向上或倾斜向上管段的两相流管道中，宜采取放大管径使流型转为分层状、波状、塞状流型。因为气相、液相表观质量流速均降低可以减小两相流的阻力降，降低对管道和设备的冲击、碰撞作用。

第3·1·7条在《化学工程卷I一流体流动、传热与传质》的第四章中提出: \两相系统通常伴随发生侵蚀，故提出了避免这情况的一些经验关系。若为了

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防止因冲击流(本导则称块状流)两产生的不稳定状态而采取高流速，则将通量增加到超过正常操作情况时，就会有出现侵蚀的严重可能性。

使侵蚀变得严重时的大约速度可按下式求得:

ρmυm =15000

式中 ρm为两相混合物的平均密度 (kg/m3)，

υm为两相混合物的平均流速 (m/s )。

参照其它技术资料本导刚采用此关系式，并推导出公式3·1·7。第3·1·8条两相流由于存在气相，具有可压缩流体的特性而出现流动阻塞现象，又因存在液相，出现流动阻塞现象所需的压力降比纯气体低。在《化学工程卷I》的第四章中曾提出:\当压力降略大于进口压力的30%时，这种临界流速有时可以达到。\

所以本导则规定当管道进出口两端的压差大于进口端绝对压力的30%时，应核算出口端的极限质量流速

最大质量流速的计算公式推导如下

Gc=[-（Зυ/ЗP）s]-1/2

按均相比容进行分析: υH=xυg+（1-x）υ

再按非闪蒸型两相流考虑，则两相混合物的质量含气率（x）是常数，于是可得：

(ЗυH/ЗP)s=x(Зυg/ЗP)s+(1-x) (Зυ因(Зυ

/ЗP)s

/ЗP)s数值很小，可以忽略不计，而得：

(ЗυH/ЗP)s=x(Зυg/ЗP)s 在等熵变化时：Pυ

=常数得：

γ-1

+γPυ (Зυg/ЗP)s=0

即：(Зυg/ЗP)s=（-υg/γP）（明3.1.8—3）

从明3.1.8---1～3可得：

Gc=[-x（-υg/γP）]

-1/2

=（γP/xυg）-1/2 （明3.1.8—4）

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当压力采用千帕为计量单位，计算管道出口端的质量流速时，得:

Gc=（γP2·10/x2υ

g2）

0.5

（3.1.8—1）

在两相流管道上很少设置计量孔板，不采用有截面收缩的阀门，所以出现流动阻塞的位置是管道的出口端。

取质量流速等于或小于极限质量流速的75%主要考虑在等温流动情况下， γMa≤1，而留有一定的安全余地。

第二节非闪蒸型两相流管道的压力降计算

第3·2·1条一般情况下，不在气液两相流的管道上设置调节阀或串联设备，所以管道系统中没有调节阀阻力降和设备阻力降。

在垂直向下或倾斜向下的管段中，重力的作用往往是忽略不计的。所以气液两相流管道的压力降只包括两相流的加速压力降，两相流在垂直向上或倾斜向上管段内的重力压力降和两相流管道的阻力降。

由于准确地判断两相流的流型把握性不大，所以本导则所采用的管道阻力降计算方法是不考虑两相流流型影响的，并未考虑按不同的流型采用不同的计算方法。在《气液两相流和沸腾传热》 (西安交通大学出版社出版，林宗虎编著)的第二章，第十二节中提到:\目前工程上的大量气液两相流计算一般都不考虑两相流的流型影响，例如，对于管道流动申的摩擦压力降计算、截面含气率计算等。因而误差均较大，一般约为30%左右。\

本导则参考其它资料后，在管道压力降的计算式内，考虑了1·3的安全系数。第3·2·2条一般情况下，两相流管道压力降的计算方法都只适用于管道两端的压力差小于进口端绝对压力的10%的范围，如果超过10%时，本导则3·2·13条另有规定。

在气液两相流管道两端的压力差小于进口端绝对压力的10%时，可以按不可压缩流体计算。本导则是按不可压缩流体和均相模型计算加速压力降的。即假定气液两相的流速是相同的，两相的速度比为1。这种计算方法比较简单。

如果按两相速度不同，两相速度的比不等于1的情况考虑，则加速压力降的计算公式如下 (压力的计量单位为帕):

Δpa=G[（1-X2）/（1-a2）ρι+ X2/ a2ρg-（1-X1）/（1-a1）ρι+ X1/ a1ρg]

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（明3.2.2---1）

式中 a------截面含气率。

也可按公式3.2.2计算，但两项混合物的比容应按下式计算： υ

=υgX/a+υ

（1-X）2/1-a （明3.2.2---2）

截面含气率按下式计算： a=[1+（1-X）（υ

/υg）/X]

0.5-1

（明3.2.2---3）

将公式明3·2·2一2代入公式3·2·2，再将压力降的单位由千帕转换成帕，即得到公式明3·2·2一1。

公式明3·2·2一2和明3·2·2一3均引自《Chemicalengineers`handbook》。由于截面含气率 (a)在加速压力降计算中和重力压力降及阻力降计算时，需要采用不同的计算方法或计算公式，容易混淆。所以，不按均相模型计算，不仅计算方法比较复杂，而且容易出错，故本导刚采用均相模型方法计算，虽有误差，但误差并不大。

当气液两相流管道两端的压力差大于进口端绝对压力的10%时，按均相模型和可压缩流体计算，两相流的加速压力降也可按下式计算 (压力的计量单位帕): Δpa=GυHm ι

n·υ

H2/υH1 (明3·2·2一4)

式中 Δpa一两相流的加速压力降 (Pa)；

G一两相流的质量流速 (kg/m·s);

υHm一在平均压力下，两相混合物的均相比容(m/kg); υ

H1一在管道进口端，两相混合物的均相比容(m

/kg);

υH2一花管道出口端，两相混合物的均相比容(m/kg);

第3·2·3条实际的气液两相流，往往是气相的流速与液相的流速不同。在一般情况下，气相速度较液相速度快，所以气相所需占用的流通截面积较均相速度算出的截面积小，液相所需流通截面积较均相速度算出的截面积大，因而需要引入截面含气率的概念，以反映两相速度不同的影响。

在同一高度的垂直管道中，由于液相所占的截面积比均相速度计算的截面积大，因而在垂直管道内实际存在的液体量比均相计算出的量多。因而真实的两相

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混合物密度比均相密度大。在垂直向上或倾斜向上管段内的重力压力降应按真实密度计算，不可按均相密度计算，否则将引起较大的误差: 第3·2·4条公式3·2·4推导如下:

取垂直管道的高度为1m，管道的截面积为Am，则: 垂直管道内的总容积为1·A=A (m) 按截面含气率的定义可得

气相在管道内所占容积为1·A·a=A·a(m)

液相在管道内所占容积为1·A·(1-a)=A.(1-a) (m) 管道内两相混合物的质量为A·ρe (kg); 管道内气相的质量为 A·a·ρg (kg); 管道内液相的质量为 A·(1-a) Pι (kg), 于是可得下式

A·ρe =A·a·ρg + A·(1-a) ρ

即：ρe =ρg ·a+ ρ

(1-a) （3.2.4）

第3·2·5条在有些技术资料中，称截面含气率(a)为持气量，而称 (1-a)为持液量。它们的计算方法是比较多的，其中以休马克 (Hughmark)的关系式较好，洛克哈特一马蒂内里 (LOCkhart一Mat;neI1@)的关联式次之。这是水平管内持料量的关联式，并可适用于垂直向上流动的管道。

截面含气率与体积含气率有以下关联式:

a=Cβ

在休马克计算方法中，C是班可夫 (BankOff)因子，本导则用CB表示，在有些技术资料中用K或K代表班可夫因子。

在一些技术资料中，C是阿曼德 (Armand)系数，一般用CA表示.

一、在采用休马克计算方法时，要先假定截面含气率，再计算函数[Z]，计算班可夫因子，求截面含气率，再与假定的截面含气率值作比较，是一个尝试误差过程。

为了假定值比较接近实际值，可以采用下式的计算值为假定值进行试算。 α={β1+(1-β1)/[1-β1（1-ρg/ρ

）]}β

0.5-1

1 （明3.2.5---1）

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奇斯霍姆（D、Chisholm）在《Two—Phase flow in Pipelines and heat exchangers》中提出下式表达的阿曼德系数是比较准确的：

CA={β+(1-β)/[1-β（1-ρg/ρ

）]}

0.5-1

（明3.2.5---2）

利用明3.2.5—1的计算值作为休马克计算方法的第一次试算值比较方便，实际上也起到两种方法的核对作用。

二、洛克哈特—马蒂内里计算方法需要计算洛克哈特参数。洛克哈特参数是以下式定义的：

X=ΔPfιs/ΔPfgs （明3.2.5---3）

式中 ΔPfιs——液相单相流动时的直管阻力降； ΔPfgs----气相单相流动时的直管阻力降；根据公式2.2.3---1可得：

ΔPfιs=λΔPfgs=λ

ιs·（L/di）（ρι·uιsgs·（L/di）（ρg·ugs

/2）·10

-3

/2）·10

由此，可推导出：

X=uιs/ugs·（λ

ιs/λgs·ρι

/ρg）

1/2

（明3.2.5---6）

当直管阻力系数可用下式表示时：

λ=C/Re

（明3.2.5---4）

则洛克哈特参数由可用下式表示： X=（1-x/x）

（2-n/2）

·（υ

/υg）·（μ

1/2

/μg）（明3.2.5---5）

n/2

由于采用的阻力系数计算公式中n值不同，所以在技术资料中可以看到洛克哈特参数的不同表达式，本导则也没有采用类似明3.2.5—5的表达式。

公式明3.2.5---5可以由下列关系式从公式（3.2.5---6）推导出。

u=Gυ Re= diG/μ Gι=（1-x）G Gg=xG

推导过程不再表示。

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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

-0.32

(明3·2·9一1)

(明3·2·10一1)

YL=1+C/X+1/ X

以上式中：

(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);

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

);

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

（1-β）（3.2.8——1）

β=xυg/ xυg+（1-x）υ （明3.2.13——2）

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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