第一章 气(汽)液两相流动压降计算(异行管件压降计算方法)
2）突缩接头 突缩接头分析模型如下图。
·
·
f2
• 从截面1-1到颈部截面c-c段，流动因收缩加 从截面1 到颈部截面c
速，流动功几乎全部转化为动能，基本上 没有摩擦耗散损失，因此，突缩接头的静 压损失主要是由截面c 压损失主要是由截面c-c到2-2截面间流动扩 展阻力造成，它等价于一种突扩接头，可 以借用上节分析结果。c 以借用上节分析结果。c-c截面流动参数系 一组未知量，且对应于突扩接头中1 一组未知量，且对应于突扩接头中1-1断面 G 的参数，令 σ c = Ac / A1 ， c = G2 / σ c ，则该段 摩擦损失的分相和均相模型计算式分别为：
2 1 2
式中
ρ l − ρ g 0 .5 ρ l (C 2 − λ )( ) ][( ) + ( ) ] ρl ρg ρl
λ = 1, C 2 = 0.5，因此，可以用Chisholm方 ，因此，可以用Chisholm方
法，或分相模型计算突扩接头的静压变化。
2 x 3v g
(1-131) (1-
将（1 129）式代入，整理后得摩擦压降为 将（1-129）式代入，整理后得摩擦压降为
dE ∆p F = xv g + (1 − x)vl
(1 − x) 3 vl2 G12 (1 − σ 2 )[ 2 + ] 2 2 vg x 2 (1 − x) α (1 − α ) 2 G1 σ (1 − σ )vl [ + ( ) ]− 1−α vl α 2[ xv g + (1 − x)vl ]
• 管道流动截面发生突然扩大或缩小时，流
体与管壁发生脱离，产生大涡团运动，无 法使用渐变接头方法计算。
1）突扩接头 下图系突然扩大接头简化模型，控制体由 0-0，2-2截面和管壁构成。采用的基本假定 为： a. 忽略管壁摩擦效应； b. 管壁0-0上的压力； 管壁0 c. 各相速度均匀分布，截面1-1处的压力分 各相速度均匀分布，截面1 布不受下游截面变化影响。
• 图模型表明，孔口局部静压降主要由流体
急剧收缩引起的动能变化、涡流和相间摩 擦损失组成。可以应用与突缩接头相似的 方法，用分相模型写出截面1 方法，用分相模型写出截面1-1和缩颈截面 2-2间的静压变化方程。
均相模型
vlg G v A1 2 p1 − p 2 = [( ) − 1][1 + ( ) x] A0 vl 2C
2 x 3vg
=
(1-132) (1-
若用均相模型，则摩擦压降为：
vlg G 2 (∆p F ) H = (1 − σ ) vl [1 + ( ) x（1-133） ] 133） 2 vl
2 1
Chisholm基于分相模型动量方程，拟合成： Chisholm基于分相模型动量方程，拟合成：
1 C p 2 − p1 = G σ (1 − σ )vl (1 − x) [1 + + 2（1-134） ] 134） X X
=
) x]
ρ H G22
2
[1 −
1
σ
2
]
（1-137） 137）
ρ σ 的定义为A / A ，
，（1-136）和（1-137） ，（1 136）和（1 137） 式相加，得到均相流下的总静压降变化为：
2 vlg G2 vl 1 1 2 138） p1 − p 2 = [( − 1) + (1 − 2 )][1 + ( ) x] （1-138） 2 vl σc σ
（4）弯头 弯头的局部阻力与弯头的转向角大小有关，可 以认为气液两相通过弯头的局部压降由两部分构 成。一部分与单相流动相同，系由流经弯头时发 生涡流和流场变化引起的阻力贡献。 另一部分系因两相流体通过弯头时，曲率半径 不同，使滑速比发生变化，通过弯头后流动又趋 于稳定，这部分阻力贡献可看作两相界面和阻力 变化的不可逆损失。
2 1 l 2 D
（1-139） 139）
分相模型：Hoopes和Thom方法为： 分相模型：Hoopes和Thom方法为：
vg x 2 G12 vl A1 2 (1 − x) 2 p1 − p 2 = [( ) − 1][ + ( ) ]（1-140） 140） 2 vl α 1−α 2C D A0
（1-135） 135）
2 vlg G2 vl 1 2 (∆p F ) H = [ − 1] [1 + ( ) x] 2 σc vl
（1-136） 136）
通过突缩接头的动能变化分量，可以用分相 或均相模型估计。在均相模型假定下，动能变化 为：
∆KE =
ρ H W12
2
1 2
−
H
ρ H W22
2
vlg vl
·
ug1
·
uf1
f2
图1-30 突扩接头简化模型
若假定流体不发生相变，则该控制体 的连续方程，动量方程为：
G1 A1 = G2 A2
，
G2 = σG1
，σ
= A1 / A2
− p1 A1 + p2 A2 − p0 ( A2 − A1 ) = Wg (ug 2 − ug1 ) +Wl (ul 2 − ul1 )
= vl [1 + (
尚需确定 σ c 值，它是 σ 的函数。普遍建议用 均相模型计算突缩接头。必须指出，两相流动的 稳定段特别长，上述计算以截面2 稳定段特别长，上述计算以截面2处的质量流量 G2 为准，因此该截面的测量准确影响极大
（3）孔板和管嘴
孔口压降特性与阻力件的几何形状尺寸直接相关，至今研究相当少，经验 式不多。流体流经孔口段的缩颈位于孔口段内和段外对阻力大小影响极大。 通常两相流体经锐边孔口采用单相流体的物理模型，如下图。
(u l22 − u l21 )
式内 dE 是摩擦耗散热能，经整理后为：
利用
G g = Gx / α , Gl = G (1 − x ) /(1 − α )
(1 − x) 3 vl2 G12 (1 − σ 2 )[ 2 + ] 2 dE α (1 − α ) p 2 − p1 = − + xv g + (1 − x)vl 2[ xv g + (1 − x)vl ]
(1 − x) 3 vl2 (1 + σ c ){ 2 + } 2 x 2 v g (1 − x) 2 vl G2 2 α (1 − α ) (∆p F ) s = ( ) (1 − σ c )[ ] − σ c{ + } σc 2[ xv g + (1 − x)vl ] α 1−α
2 x 3vg
2 1
vg
) x] (1-130) (1vl
突扩接头的静压降由两部分组成，一 部分是不可逆的内部摩擦耗散损失，一部 分转变为压力能，是可以恢复的，于是若 按能量方程有：
− ( p 2 − p1 )[W g v g + Wl vl ] = WdE + Wg 2 (u
2 g2
−u )+
2 g1
Wf 2
单相流动下，突扩接头的总压降变化 v x (1 − x) ∆p = G σ (1 − σ )v ， [ + ( ) ] 与上式比 为 1−α v α 较表明， 相当两相压降乘子，如按均相模型计 算，压降乘子项便变化为 [1 + ( v ) x] ，即 v 有
spl 2 1
2 2 g l
l
lg l
( p 2 − p1 ) H = G σ (1 − σ )vl [1 + (
2
2
• 单相流动下，流道局部截面变化引起的流
动扰动，会延续到下游10~12D。两相流动 动扰动，会延续到下游10~12D。两相流动 情况下，远大于此值，约为此值的10倍。 情况下，远大于此值，约为此值的10倍。
（1）渐变接头
如果流道截面逐渐变化，壁面处不出现分离现象， 例如：渐缩管嘴或角度小于7degree的渐扩管嘴， 例如：渐缩管嘴或角度小于7degree的渐扩管嘴， 则截面变化伴随动能增加（减少），导致压力减 少（或增大），在忽略壁面摩擦损失下，这是一 种可以恢复的可逆过程。可以运用考虑截面变化 的分相模型或均相模型进行计算。在忽略摩擦和 重力影响下，总压降梯度近似式为：
实际上，局部压降变化大，截面2 实际上，局部压降变化大，截面2的空泡份 额 α 2 会大于截面1处的 α 1 值，这一变换 会大于截面1 很难估计，一般令 α = α1 = α 2 ，则上式简化 为
vg x 2 (1 − x) 2 p 2 − p1 = G12σ (1 − σ )vl [ + ( ) ] (1-129) 1−α vl α (1-
流经弯头的总压降应为：
1 1 x(1 − x)∆( )]（1-143） ∆pb /( ∆pb ) l 0 = 1 + ( − 1)[ x + 143） vl S 2 fl0
( ∆pb ) l 0 为两相通过弯头时的全液相阻力。
vg
Chisholm(1980)根据空气Chisholm(1980)根据空气-水混合物的弯头试验数据， 提出了滑动增量式为： 1 1.1 ∆( ) = R （1-144） 144） S 2+ d 所用的R/d试验值为1.15,2.36,5,5.02,R为弯头曲率 所用的R/d试验值为1.15,2.36,5,5.02,R为弯头曲率 半径，d 半径，d为管径。
3．异型管件的压降计算 异型管系：弯头、接头、截面突然变化。 异型管件：阀门、孔板、歧管等。
• 常用两种方法表示单相流动局部阻力损失，
一种是定义适当的阻力系数K 一种是定义适当的阻力系数K，使局部 ρu ∆p = K 压降 ；另一种方法采用等效 2 直管段长的摩擦压降，即相当（nD）倍 直管段长的摩擦压降，即相当（nD）倍 2 fρu ∆p = (nD) 直管段长的摩擦损失， ，两类方 D 法是等价的。
第一章 管道内气(汽)液两相流动压降计算
模型的求解
牛顿迭代法是求解方程的数值方法之一, 牛顿迭代法是求解方程的数值方法之一, 它 比一般迭代法有更高的收敛速度。牛顿迭 代法的公式为 f (X k ) (1(1-99) X =X −
k +1 k
f ′( X k )
如果令
(1 − x) ρ g p + xρ l p 0 xp 0 A 2 ρ l2 2 f ( p ) = −[W + ] ln + 2 (1 − x) ρ g p 0 + xρ l p 0 (1 − x) ρ v
0.079 0.079 f = = 0.25 Re [WD / Aµ ]0.25
（1-97） 97）
式中平均粘度可按西克奇蒂(Cicchitti)计算 式中平均粘度可按西克奇蒂(Cicchitti)计算 式计算
µ = xµ g + (1 − x) µ l
（1-98） 98）
式中: 为两相流动力粘度, 式中: µ 为两相流动力粘度, Pa ⋅ s ；µ l 为液相 动力粘度, 动力粘度, Pa ⋅ s ； µ 为气相动力粘度, Pa ⋅ s 。 为气相动力粘度,
2
利用公式(1-99)及以上两式即可得到求解P 利用公式(1-99)及以上两式即可得到求解P 的迭代关系式, 的迭代关系式,根据此关系式不难编写求解 程序。程序的迭代终止条件为 | f ( p) < E | , 其中 E 是给定的精度值。
2 压降计算模型的推导 –分相模型
在分相流模型中, 气相与液相分开并行流动, 在分相流模型中, 气相与液相分开并行流动,每相 的速度分别以相平均速度表示, 的速度分别以相平均速度表示, 液相与气相的质量 流量分别为
(1(1-108)
蒸汽管道温降和压降的计算
蒸汽管道温降和压降的计算哎呀，说起蒸汽管道的温降和压降计算，这事儿可真是个技术活儿，得有点耐心和细心才行。
咱们先从温降开始聊起吧。
想象一下，你手里拿着一杯刚泡好的热茶，过一会儿，茶就凉了，对吧？蒸汽管道里的蒸汽也是这么回事。
蒸汽在管道里流动的时候，会因为摩擦和热量损失而逐渐降温。
这温降的计算，得考虑好多因素，比如蒸汽的流速、管道的材质、保温情况等等。
咱们先说说流速。
流速快了，蒸汽和管道壁之间的摩擦就大，热量损失得就多，温降自然就大。
这就好比你跑步的时候，风呼呼地吹，感觉比慢慢走要冷得多。
再来说说管道的材质。
不同的材质，导热性能不一样。
比如，铁管就比塑料管导热快，所以铁管里的蒸汽降温就快。
这就像你穿棉袄和穿羽绒服，感觉保暖效果不一样。
保温情况也很重要。
如果管道保温做得好，就像给蒸汽穿了件羽绒服，热量损失就少，温降自然就小。
反之，如果保温不好，那热量就哗哗地往外跑，温降就大。
至于压降，这事儿也挺复杂。
蒸汽在管道里流动，会遇到阻力，这阻力会让蒸汽的压力下降。
压降的计算，得考虑蒸汽的密度、流速、管道的直径和长度等因素。
蒸汽的密度越大，压降就越大。
这就好比你背着一袋大米和一袋棉花，背着大米走起来肯定更费劲，压降就大。
流速和压降的关系也类似。
流速快了，蒸汽和管道壁之间的摩擦就大，压降就大。
这就像你推着一扇门，推得越快，门的阻力就越大。
管道的直径和长度也会影响压降。
直径小、长度长的管道，压降就大。
这就像你用一根细管子和一根粗管子吹气球，细管子吹起来肯定更费劲，压降就大。
总之，蒸汽管道的温降和压降计算，得综合考虑好多因素。
这事儿虽然复杂，但掌握了方法，其实也没那么难。
就像你泡茶，一开始可能掌握不好水温和时间，但多试几次，自然就能找到感觉。
蒸汽管道的温降和压降计算，也是这个道理。
液体流动时压降计算
液体流动时压降计算（阻力损失计算）
液体流动时压降计算（阻力损失计算）：
1、牛顿流体和非牛顿流体：温度和压力一定时，牛顿流体的粘度μ为常数，
和流速无关；在非牛顿流体中，粘度μ不是常数，它不仅随温度和压力变化，而且随流速而变。
2、雷诺数：Re=ρDv/μ
式中D(m)为管直径，v(m/s)为平均流速，
ρ（kg/m3）为流体密度，μ（Pa.s）为动力粘度
牛顿流体：
Re<2100为层流
Re>2100为紊流
3、牛顿流体压降计算
层流：ΔP=8μvL/R2
紊流：ΔP=λ（L/D）（ρv2/2）（1）
式中：L：管长，R为管径，λ为阻力系数，对牛顿流体（λ=0.3116/Re0.25）
4、粘性液体流经各种管路附件所产生的压降，可以利用下面给出的相当于
直管的当量长度和上面已确定的直管流动压降（1）来计算。
对于粘度较高的粘性流体（Re>1000）应将表中给出的当量长度值增加，这可通过将表中所给的L/D乘以Re/1000来进行修正。
管径选择与管道压力降计算(二)61~91(精)
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。
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。
压降的计算公式范文
压降的计算公式范文压降是指流体在管道中流动时由于管道摩擦和阻力而造成的压力损失。
在工程实际应用中，压降的计算是非常重要的，可以用来确定管道的尺寸、流速等参数，以提高流体输送的效率。
1.流体在水平管道中的压降计算公式：(1)管道中流体的流速非常小，可以近似为层流情况，此时可以使用普桑流动公式：ΔP=λ×(L/D)×(ρV²/2)其中，ΔP为压降，λ为管道摩阻系数，L为管道的长度，D为管道的内径，ρ为流体的密度，V为流体的流速。
(2)管道中流体的流速较大，属于湍流情况，此时可以使用多种经验公式进行计算，如：ΔP=λ×(L/D)×(ρV²/2)ΔP=K×ρV²/2ΔP=C×γ×V²/2其中，K为经验传输系数，C为经验公式系数，γ为流体的比重，常用值为9810N/m³。
2.流体在垂直管道中的压降计算公式：(1)流体处于静水压力下，可以使用静水压力公式：ΔP=γ×(H1-H2)其中，γ为流体的比重，H1为管道上部液面的高度，H2为管道下部液面的高度。
(2)流体处于自由落体状态，可以使用自由落体公式：ΔP=γ×(H1-H2)+ρ×g×(h1-h2)其中，ρ为流体的密度，g为重力加速度，h1为管道上部液面的高度，h2为管道下部液面的高度。
3.流体在管道中受到局部装置（如阀门、弯头、孔板等）阻力的压降计算公式：ΔP=K×(ρV²/2)其中，K为局部阻力系数，可以根据具体的局部装置形状和流体性质进行选择或查表。
需要注意的是，上述计算公式是理想化假设下的近似计算方法，实际工程中的压降计算常常存在一定的误差，因此需要根据实际情况进行修正和调整。
另外，对于复杂的管网系统，如多支管道串联、并联等情况，压降计算可以通过流体力学分析或数值模拟方法进行求解。
气液两相流管流压降计算理论综述
式中： ． 【 一 剪切应力，Ｎ ／ ｍ ，下标ｌ 为液体 ，ｇ 为气体 ，ｉ 为界面；Ｓ一 湿周长 ，ｍｘ ；Ａ． 管子截面
作 者简 介 ：王立佳 （ １ ９ ８ ０ 一）， 男， 河 北昌 黎人， ２ ０ ０ ７ 年毕业于
中国石油大学 （ 北京）油气储运专业 ， 工程 师。现 为海洋石油工程股 份有限公司设计公司工艺工程师。
１ ． ２半相 关式 一 半模 型理 论 以Ｔ ａ ｉ ｔ ｅ ｌ 和Ｄ ｕ ａ ｋ ｌ ｅ ｒ ｔ Ｓ － ｓ ｌ 为代 表 ，根 据对 水 平和 接 近 水 平 的气 液 两 相 管 流 层 状 流 的力 学 分 析 ，在 考 虑 相 间及 相 与 管 壁 间 的剪 切 应 力 作 用 下 ，提 出了 如下力学模型：
２ ８ 一 ■ 论文广场
．
石 ２ ０ 油 １ ４ 和 年 化 第１ 工 设 备
７ 卷
或 流 体 占有 截 面 ，ｍ ； ａ一 管 子 倾 斜 角 ， 向上 为 正 ；ｇ． 重力 加速度 ，ｍ／ ｓ 。 该 式 右侧 第 一 项为 摩 阻压 降 ，第 二 项为 重力 压 降 。不 同流 态 采 用 不 同 的计 算 公 式 ，但 都 是从 摩 阻压 降和 重力 压 降两 个方 面来 计算 的 。 １ ． ３ 机 理模 型理 论 上 世 纪８ ０ 年代 后 ， 引入 了核 工 业 中用 于 研 究 蒸汽 ／ 水 两相 流 的物理 模 型 方法 ，使 两相 流研 究获 得 了新 的进展 。欧美等 国相继建立 了测量手段先 进 的实 验 环 道 ，建 立 了更 为 精 确 的 力 学模 型 用 来 描述多相流流动规律【 。 。挪威工业研究会经过多 年 的合 作 研 究 ， 以双 流体 模 型 的水 力 学 质量 、动 量 、 能量 方 程 为 基 本 方程 ，建 立 了稳 态 、 瞬态 多 相 流 模 型 ， 开发 了相 应 的模 拟 软 件 ＯＬ ＧＡ。 并结 合 实验 获 得 的水 力 、 热力 学 相 关 式 使机 理方 程 封
03-气液两相流压降
计算管段的总 压降,入口和出 口压力差
庞力平
华北电力大学能源动力与机械工程学院
单相流体压降的计算
气液两相流与沸腾换热
一、单相流体的流动阻力 ΔP = ΔPld + ΔPzw + ΔPjs
ΔPld = ΔPmc + ΔPjb
1、单相流体的摩擦阻力
在均相流动模型中，动量守恒方程式
− dP = λ dl ρω 2 + ρgd lSin θ + ρω dω
相等，且等于管子的摩擦阻力压力降； 3. 流动时不考虑两相间的相互作用力。
庞力平
华北电力大学能源动力与机械工程学院
气液两相流与沸腾换热
洛克哈特-马蒂内里(Lockhart-Martinelli) 计算法
• 单位管上气液摩擦阻力压力降为：
(
ΔPF ΔL
)G
= λG
1 DG
u
2 G
2
ρG
(
ΔPF ΔL
（1）平均比容的确定 （分三种情况） a.压力小于临界压力时
按照出、入口的 焓平均值查得
根据简化条件4,即沿管长热负荷是均匀的, 比容和密度随焓的变化呈线性关系
υ = υ2 +υ1
2
b.压力在超临界压力时且 Δi < 200kj / kg或i ≠ 1700 ~ 2700kj / kg
υ = υ2 + υ1
二、单相流体的重位压降
l
Δh
ΔPzw = ρ glSin θ = Δh ρ g
垂直标高差Δh = hc − hj
当两相流向上流动时，△h为正值，则重位压降为正值；
当两相流向下流动时，△h为负值，则重位压降为负值。
对于有多次升降流动的管件（如蛇行管），有：
气液两相管流计算
气液两相管流计算1基本要求.从能量平衡微分方程出发，与压降等经验关联式联立，得出了油气集输管线沿程温降的计算公式，并编制大型计算程序。
2 数学模型2.1 热力计算能量平衡方程假设两相之间没有温度滑移, 并不计油品的径向温度梯度，这样气液两相混合物沿管线的能量微分方程可写成:dx dv vg dxdH dx dq ++=θsin (1) q —垂直于管壁方向的热流量；H —混合物焓；v —混合物平均速度; θ—管轴线与水平面夹角；g —重力加速度。
由于混合物焓H 依赖于它自身的压力P 和温度T f , 这样dHdx 可下式来表示：dH dxH P dP dx H T dT dx C dPdx C dT dx Tf f P f J pm Pmf =+=-+()()∂∂∂∂μ (2)其中μJ 为焦耳-汤普森(Joule-Thompson)系数, 其物理意义是流体每单位压力变化引起的温度变化，C Pm 为混合物定压比热。
由(1)式和(2)式可得:dx dPdx dv v g dx dq C dx dP dxdH C dx dT JPm J pm fμθμ+--=+=)sin (11 (3) 式中单位长度热流量dqdx r k T T o f s =--2π() (4)负号表示散热，T s 为环境土壤温度， k 为传热系数。
将(4)式带入(3)式，整理得dT dx T T A Bf s f=-+ (5) 式中A C r k Pm o =2π ,B dP dx gC v C dv dx J Pm Pm =--μθsin 。
式(5)为一阶线性微分方程, 对应的边界条件为:在出油管口处，当 x =0时 T f =T f0解方程(5)可得温度分布:T T T k k C x k T f f s Pm s=---+-()exp()012212πππΦΦ (6)式中Φ=--C dP dx g vdvdx Pm J μθsin 式(6)中除传热系数k 和压降dP/dx 外，其余参数一般均为常数。
管道压力降计算--气液两相
单相流（不可压缩流体）管道压力降的计算注意事项1安全系数计算方法中未考虑安全系数，计算时应根据实际情况选用合理的数值。
a通常，对平均需要使用5～10年的钢管，在摩擦系数中20%～30%的安全系数，就可以适应其粗糙度条件的变化超过5～10年，条件往往会保持稳定，但也可能进一步恶化，此系数中未考虑由于流量增加而增加的压力降，因此 b规定中对摩擦压力降计算结果按1.15倍系数来确定系统的摩擦压力降，但对静压力降和其他压力降不乘系数2 计算准确度在工程计算中，计算结果取小数后两位有效数字为宜。
对用当量长度计算压力降的各项计算中，最后结果所取的有效数字仍（1）压力降的计算由Re准数判断流型输入：u :d :μ: w: Vf:/hρ:输出： a 层流 Re<3000Re:28.1363625 b 湍流 Re≥4000由Re与管壁相对粗糙度（ε/d)确定摩擦系数λ输入：Re:28.1363625绝对粗糙度ε可由查表确定ε:0.2mm摩擦系数可由查图确定d:50mm输出：λ： 2.2746366b 单位管道长度的摩擦压力降ΔPf/L输入：λ：d :ρ:u :w:Vf:/h 输出：ΔPf/L：20.46930875Kpa/m确定直管长度和管件及阀门等的当量长度输入：L:Le:Le 的计算详见工艺系统工程设计规定p174直管与管件、阀门的摩擦ΔPfΔPfb=ΔPf/L×（L+Le)ΔPfb ：859.7109673Kpac 突然缩小或扩大产生的压力降反应器出口（锐边）ΔPk1输入：ρ:930Kg/m³u : 1.71m/s 确定d 后通过质量流量W 对初步选定的u=1.8m/s 进行修正K:0.5K 值可由容器接管口的阻力系数表确定P173Kv:1Kv 一般取为1输出：ΔPk1:2.03955975Kpa贮槽进口（锐边）ΔPk2输入：ρ:u :K:Kv:输出：ΔPk2：0KPaΔPk:2.03955975Kpaa 总摩擦压力降ΔPf 输入：ΔPf ：861.7505271KpaΔPf=ΔPk+ΔPfb以上是摩擦压力降的计算，下面进行静压力降与速度压力降的计算静压力降ΔPs 输入：Z2: 6.3m Z1:7.5m ρ:930Kg/m³输出：ΔPs-10.94796Kpa速度压力降ΔPn输入：u2:0m/su1:0m/sρ:930Kg/m³输出：ΔPn：0Kpa总压力降ΔPΔP=ΔPf+ΔPs+ΔPnΔP:850.8025671Kpa单相流（可压缩流体）注意事项1 压力较低，压力降较小的气体管道，按等温流动一般计算式或不可压缩流体流动公式计算，计算时密度用平均密度，对高压气体首先要分析气体是否处在临界流动2 一般气体管道，当管道长度L>60m时，按等温流动公式计算;L<60m时，按绝热流动公式计算，必要时用两种方法分别计算，压力降较大的结果3 流体所有的流动参数只沿流动方向变化4 安全阀、放空阀后的管道，蒸发器至冷凝器管道及其他高流速及压力降大的管道系统，都不适宜用等温流动计算5 公式适用范围（1）可压缩流体当压力降小于进口压力的10%时，可压缩流体计算公式、图表以及一般规定等均适用，误差在5%范围以内（2）流体压力降大于进口压力40%时，如果蒸汽管可用巴布科克式；天然气管可用韦默思式或潘汉德式计算（3）为简化计算，在一般情况下，采用等温流动公式计算压力降，误差在5%范围以内1 采用等温式计算摩擦压力降ΔP基本与不可压缩流体计算方法一致气体平均密度ρm输入：P1：（设定值）P2:T:M:控制误差<1%ρ1:ρ2:ρm:由Re准数判断流型输入：u :m/s d :307mmμ:0.011mPa.s w:5000Kg/hVf:m³/h ρ: 1.58Kg/m³输出： a 层流 Re<3000Re:524133.847b 湍流 Re ≥4000由Re 与管壁相对粗糙度（ε/d)确定摩擦系数λ输入：Re:524133.8绝对粗糙度ε可由查表确定ε:0.2mm 摩擦系数可由查图确定d:307mm 输出：λ：0.0176摩擦压力降ΔPf 输入：λ：0.0176d :307mm ρ: 1.58Kg/m³u :m/sw:5000Kg/hVf:m³/hL:45000m输出：ΔPf ：282.2016616Kpa/m通过计算P1：429.2016616KpaP1=P2+ΔPf气体平均密度ρm 输入：P1：429.2Kpa （设定值）P2:147Kpa T:298K M:16Kg/molρ1: 2.77308006Kg/m³ρ2:0.94977346Kg/m³ρm:1.557542327Kg/m³由Re 准数判断流型输入：u :m/s d :307mm μ:0.011mPa.s w:5000Kg/h Vf:m³/h ρ: 1.56Kg/m³输出： a 层流 Re<3000Re:524133.847b 湍流 Re ≥4000摩擦压力降ΔPf 输入：λ：0.0176d :307mm ρ: 1.56Kg/m³u :m/sw:5000Kg/hVf:m³/hL:45000m输出：ΔPf ：285.8196316Kpa/m通过计算P1：432.8196316Kpa P1=P2+ΔPf选定P1:433Kpa等温流动声速uc 输入：T:298K M ：16Kg/mol 输出：uc ：393.412951m/s声速下的临界流量输入：uc:393.41m/s d:0.307m输出：Vuc:104783.8384m³/h声速下的临界压力输入：WG:5000Kg/hT:298K Vuc:104783.84m³/hM:16Kg/mol输出：Puc:7.385382612Kpa声速下的临界密度输入：Puc:7.3853KpaM:16Kg/mol T:298K输出：ρuc:0.047716748Kg/m³平均密度ρm:0.979430944Kg/m³达到临界条件所需管道长度L 输入：ΔPf 285.82Kpaλ：0.0176W:5000Kg/h d:307mm ρm:0.98Kg/m³输出：L ：28269.26721m气-液两相流（非闪蒸型）注意事项1 适用于气-液混合物中气相在6%～98%（体积）范围内2 在工程设计中，一般要求两相流的流型为分散流或环状流；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。
加氢反应气液两相流管路压降计算
加氢反应气液两相流管路压降计算孟令玲;温智;吴爽;李臻;吴琼;于娇洋【期刊名称】《当代化工》【年(卷),期】2018(47)3【摘要】炼油化工装置中,存在很多气液两相流管道,任何两相流的管道,都会比单向流时的流动存在很大偏差,从而影响压降的计算.对气液两相流管道压降计算的方法也经历了不同的阶段.加氢反应系统存在很多气液两相流管道,因此找到合适的计算方法是十分必要的.叙述了不同的两相流管道计算方法,选择计算误差更小的Dukler方法进行实例应用,这种方法现在应用的更多更符合工程实际计算结果.%There are a lot of gas-liquid two-phase flow pipelines in oil refining chemical plants. Any two-phase flow pipeline is different from one-phase flow pipe, which can affect the calculation of pressure drop. The pressure drop calculation method of gas liquid two-phase flow pipeline also has experienced different stages. There are a lot of gas liquid two-phase flow pipelines in hydrogenation reaction system, so it is necessary to find right calculation method. In this article, different pressure drop calculation methods of two-phase flow pipeline were introduced, application of Dukler method was discussed, the calculation method has been widely used in the engineering practice.【总页数】4页(P585-587,591)【作者】孟令玲;温智;吴爽;李臻;吴琼;于娇洋【作者单位】中国石油集团东北炼化工程有限公司沈阳分公司,辽宁沈阳 110167;中国石油集团东北炼化工程有限公司沈阳分公司,辽宁沈阳 110167;中国石油集团东北炼化工程有限公司沈阳分公司,辽宁沈阳 110167;中国石油集团东北炼化工程有限公司沈阳分公司,辽宁沈阳 110167;中国石油集团东北炼化工程有限公司沈阳分公司,辽宁沈阳 110167;中国石油集团东北炼化工程有限公司沈阳分公司,辽宁沈阳 110167【正文语种】中文【中图分类】TQ022.1【相关文献】1.气液两相流管流压降计算理论综述 [J], 王立佳;陈晶华2.矩形截面螺旋通道气液两相流可视化研究与压降计算 [J], 周云龙;李佳研3.气液两相流管流压降计算理论综述 [J], 王立佳;陈晶华4.气升式环流反应器内气液两相流动计算流体力学的模拟 [J], 沈荣春;束忠明;黄发瑞;戴迎春5.反应堆核燃料组件定位格架的两相流动压降计算 [J], 阎昌琪因版权原因，仅展示原文概要，查看原文内容请购买。