标准规范下载简介

SHT 3035-2018 石油化工工艺装置管径选择导则.pdf

SH/T30352018

表3管内气体绝热流动计算用的X（Ma）值

SH/T3035—2018

T／ZZB 1915-2020 高强度热轧带肋钢筋.pdf表3管内气体绝热流动计算用的X（Ma）值（续）

SH/T3035—2018

SH/T30352018

表4垂直管线两相流流型

表5水平管线两相流流型

SH/T30352018

流型判断的目的是使新选择的管径能满足以下要求： 1）当流量在操作弹性范围内，在垂直向上的管段中不宜发生块状流（slugflow）； 2）当流量为正常负荷时，在水平管段中不宜发生块状流。 在水平管段中，块状流的特点是高速的气流带着含有气泡的液块，以比平均液体速度大得多的速度 周期地在液面上冲过。 在垂直向上的管段中，块状（塞状）流是由泡状流发展而成的，气体流量增加，气泡合并成比较大 的弹丸形气块，气体的流量再增大时，气块的长度和直径都增大，向上的速度也增高，并被夹杂有气泡 的液塞隔开，液体块和气体块交互地在管内上升，部分液体又沿气泡和管壁间的环隙下流。 在块状流时，流体的压力降会产生相应的波动，有时高速运动的液块冲击、碰撞回弯的管道附件和 没备，会引起严重的振动，甚至使设备、管道损环。 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 不了其他要求。 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 快状流的要求严格。 气液两相流的流速高时，一般是处在雾状流，气相中带着液滴，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，使管道的压力降较大，但管道压力降需小于进出口 的压差。 7.1.2本条说明选择两相流管道的管径需要做的七项工作，条文中b）至e）的工作顺序可以任意决定 具体的方法将在本节的其他条文中说明。 f）工作放在满足前五项要求后进行，因为工作量较大，也较复杂，管道的压力降计算方法将在7.2 说明。 本条特别说明两相流管道的管径选择采用试差法进行所规定的七项工作。原因有以下两方面： 1）为了开展工作需要假定管径试算，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； 2）要进行的工作，五项工作都需要采取试差法来判断结果，不同的仅是有些过程比较简单，有 些需要反复试算。 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。 7.1.3本条列出了一组定义方程式，这些参数的计算都是开展其他工作所必须的。 7.1.4本条列出了一组定义方程式，主要是涉及流速和质量流速的，是开展其他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： a）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，并判断是否严重侵蚀管壁 是否小于极限质量流速； b）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7.1.2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

SH/T30352018

SH/T3035—2018

d,=0.0188/q./ug ...........

求出管径的最大控制值： 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：Pg×ug²=60 发生沫状流的上限为：Pg×u=120 考虑到按60%负荷时，Pg"g2取略大于块状流的上限值，如65，则正常负荷时Pg为181 处在环状流或带液束的环状流流型，而负荷降至60%时，则处在沫状流的流型。 由 p,×u.2 =181 得

"g=13.454×Pg d,=0.00414×q.0.5×p.0.2

在《化学工程卷I流体流动，传热与传质》（J·M·柯尔森和J·F·李嘉森著（英）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，因为它导致了不稳定的状态，故良好设计应使负 荷降到正常流率的50%时，仍能维持环流。虽然两相必须处于流，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（m/s）大于（3.05+0.024D），其中D为管子直径，以mm表示。” 因此可得

从式（51）和式（53）可以推导出

.. .. 24d..

537q,= (3.05+24d,)d

0.0003537q,=(3.05+24d.)d.

由式（52）和式（54）两式算得的管内径值中取其小值作为管径的最大控制值。因一般设 计负荷的下限为正常负荷的60%，故本导则条文说明进行了调整。 3）1 假定的管径值需在最大、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。

计负荷的下限为正常负荷的60%，故本导则条文说明进行了调整 3 假定的管径值需在最大、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。 两相流的流型图只具有相对准确性，各有优缺点，本导则提出用海威特（Hewitt）流型图进行 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 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

3）假定的管径值需在最大、最小控制值范围内，选择偏问最大控制值的标准规格，以求管道 的压力降尽可能小一点。 7.1.5两相流的流型图只具有相对准确性，各有优缺点，本导则提出用海威特（Hewitt）流型图进行 判断。 从流型图分析，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。 7.1.6本条提出用两种流型图进行水平管段内的流型判断，并推荐采用曼德汉（Mandhane）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

.1.6本条提出用两种流型图进行水平管段内的流型判断，并推荐采用曼德汉（Mandhane）流 白克（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

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2

SH/T3035—2018

Pm—为两相混合物的平均密度，kg/m²； um—为两相混合物的平均流速，m/s。” 参照其他技术资料本导则采用此关系式，并推导出两相流的最大均相流速。

P.u.=15000

SH/T30352018

7.1.8两相流由于存在气相，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。”如果管道进出口两端的压差大于进口端绝对压力的30%， 需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：

按均相比容进行分析：

数值很小，可以忽略不计，而得：

从式（55）～式（57）可得

OUH ap = X aF

7.2非闪蒸型两相流管道的压力降计算

SH/T30352018

力降和设备压力降。 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 括两相流的加速度压力降，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摩擦压力降。 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压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，对于管道流动中的摩 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”。 GB50316一2008，7.3.3中规定，“气液两相流管道压力损失的计算，应采用经过验证认为实用的计 算方法。总压力损失宜按计算值乘以1.3～3.0的裕度系数”，本导则采用了此种说法。 7.2.2一般情况下，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7.2.13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度压力降的。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，则加速度压力降的计算公式如下（压力 的计量单位为帕）：

式中： AP 两相流的加速度压力降，Pa； G 两相流的质量流速，kg/（ms）； UHm 在平均压力下，两相混合物的均相比容，m²/kg； UH 在管道进口端，两相混合物的均相比容，m/kg； Uu 在管道出口端，两相混合物的均相比容，m²/kg。

AP, =G2 ×Um ×In"m

般情优下， 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 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。

SH/T3035—2018

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需按真实密度计算，不可按均相密度计算，否则将引起较大的误差。

7.2.4式（7.2.4）推导如下：

利用式（61）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。 2 洛克哈特一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：

当直管阻力系数可用下式表示时

则洛克哈特参数又可用下式表示：

SH/T30352018

AP=×(L / d,) P,×u × 10° Py×ug APg = ×(L / d,) ×10 2

×(L / d) P,×u ×10

7.2.6提出本条有下列两方面的含义： 1 两相流管道的摩擦压力降要分为直管摩擦压力降和管道附件的局部压力降两部分计算，因为局 部压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： 2 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。

7.2.6提出本条有下列两方面的含义：

部压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； 2 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。 7.2.7两相流直管摩擦压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（Dukler）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，洛克哈特一

7.2.7两相流直管摩擦压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

7.2.7两相流直管摩擦压力降的计算方法比较多， 但尚无被普遍接受的计算方法。作为通用关联立

SH/T3035—2018

C奇斯霍姆系数，在不同流动状态时系数值如下！

=1+Cp×X+X Y, =1 + ?

液相流，气相瑞流时 Cp=20 液相滞流，气相流时 Cp=12 液相流，气相滞流时 Cp=10 液相滞流，气相滞流时 Cp=5 APas APre

与式（68）联立解得：

SH/T30352018

SH/T30352018

AP =APrs + CPs ×△Pgs + △Pa

此种形式的计算公式在技术资料中也是常见的。 2.11本导则采用的计算公式是综合比较了《化学工程手册第4篇一一流体流动》（化学工业出版社） 口《气液两相流和沸腾传热》（林宗虎编著，西安交通大学出版社）的数据选择的。 在式（7.2.12=5）中，90°标准弯头和180°标准弯头的C值，原资料是以下式表示的：

此种形式的计算公式在技术资料中也是常见的。

C, = 1+ 35D Le 20D C, =1 + L.

采用表6.1.7的Le/d:值代入上式得： 90°标准弯头 C, = 2.167 180°标准弯头 C, = 1.40

7.2.12由于两相流管道压力降计算的一些关联式是根据压差不大的条件下，所取得的试验数据求行 的，故不能用于压差较大的情况，所以需要分段计算。 对于直管的摩擦压力降计算也有不分段计算的公式，例如：

7.2.12由于两相流管道压力降

PmH ( 2d) PH2

G（axL+InPH ΛP. = Pmi/ PH

在非闪蒸型的两相流中是常数，U可视为常数（随温度和压力的变化很小），但U则随压力有较 大的变化，因而β不是常数，从而均相动力黏度也不是常数，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式（72）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。 7.2.14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，由王速度变化而产生加速度压力降，中王物料升场而产生重力压力降，由王

流体在管道内流动时，由于速度变化而产生加速度压力降2000沪S201 建筑排水室外埋地硬聚氯乙烯管道安装.pdf，由于物料升扬而产生重 管道对流体运动的阻力而产生摩擦压力降。管道的压力降包括加速度压力降、重力压力

SH/T 30352018

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。如实在无法避免出现块状流，则需要采用相应的措施，如用加固管线的方法减少震动。 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，需要设计人员经过仔细的分析采取对策。必要时采用不同的管径，尽可能满足既不在垂直向上管 段内和水平管段内出现块状流，又能满足管道 玉力降不太士管道两端压差的要求

闪蒸型两相流在垂直向上或倾斜向上的管段中，存在管道摩擦压力降和重力压力降，所以两相 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摩擦压力降，而没有重 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 十算水平管段和垂直向上或倾斜向上管段的压力降。 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。 有采用不分段计算方法的，如DL/T5054一2016《火力发电厂汽水管道设计技术规范》，其计算 用法定计量单位制而压力用帕为计量单位时，成为下式：

下式计算水平管道的压

I pdP+ IApdP+ Ip'gxdz =G A×L +InLu2 2d; Uil

式中： UH一 两相混合物的均相比容： 脚注1一管道始端参数； 脚注2管道终端参数。 解以上公式都需采取图解积分的方法4.5万吨年玻纤生产线及深加工项目池窑钢结构制安工程施工组织设计，并建立在以下假定基础上： 1两相混合物符合均相模型； 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 分段计算易于实现

SH/T30352018

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，质量含气率在压力降计 算中可取该段的均值。 如果进口端的质量含气率为零，出口端的质量含气率小于0.05，也宜分段计算。