矿场集输管路授课教案

第四章 矿场集输管路
概述：
本章主要讲述混输管路的分类和优点、混输管路的流动参数和技术术语、混输管路的特点和处理方法、两相流压降计算等方面的内容，并且探讨了与多相流有关的几个问题。

其目的是使学员通过本章的学习，充分了解混输管路在油田建设和油田生产的重要作用，并且对混输管路与单相管路的不同之处（特点、压降计算等）有一个全面的认识。

本章的重点为混输管路的参数和术语、混输管路的特点以及压降计算等部分的知识。

建议学员要与单相管路（输油管、输气管等）对比进行本章学习，这样可以加深对混输管路的特殊性的理解。

本节知识点：本节主要介绍混输管路的分类和优点、混输管路的流动参数和技术术语、混输管路的特点和处理方法、两相流压降计算等方面的内容。

其中混输管路的特点和处理方法、两相流压降计算是本节重点掌握内容也是本节的一个难点。

1．气液两相管流的参数和术语
（一）流量
1、质量流量：单位时间内流过管路横截面的流体质量。

（Kg/s ）
2、体积流量：单位时间内流过管路横截面的流体体积。

（m3/s ）
（二）流速
1、气、液相流速
如图所示，若在混输管路内，气、液相所占的流通面积分别为A g 和A L ，则： 气相流速：（m/s ）
液相流速：（m/s ）
上述速度实质上是气、液相在各自所占流通面积上的局部速度的平均值，常称为气、液相的实际速度。

当气、液相流速相同，即：时，气液混合物的流速称均质流速。

均质流速
2、气、液相表观流速 所谓表观流速就是指两相混合物中任一相单独流过管道全部流通截面A 时的流速，即：
气相表观速度：（m/s）
液相表观速度：（m/s）
很显然，气相和液相的表观流速必小于相应的气、液相实际速度。

3、气液混合物流速
气液混合物流速表示两相混合物总体积流量与流通截面积之比，即
（m/s）
4、气液相质量流速
气液相质量流量与管路流通截面之比。

气相质量流速：
液相质量流速：
混合物质量流速：
（三）气液相对流速参数
滑移速度：气相速度与液相速度之差，即：Ws=Wg-W L
滑动比：气相速度与液相速度之比：
漂移速度：气相速度与均质流速之差：
（四）气液含率
1、气液质量含率
质量含气率：气相质量流量与混合物总质量流量之比。

即：
质量含液率：
2、气液体积含率
体积含气率：管路流通截面上的气相体积流量与气液混合物总体积流量之比，即：
体积含液率：
3、气液截面含率
截面含气率：气相流通面积与管路总流通面积之比，有时也指某一管段内气体所占流道体积的份额。

即：
截面含液率：
4、三种含率之间的关系
（1）体积含气率与质量含气率之间的关系
由以上两式可以看出：一般情况下β> x（由于）。

通过公式变形得：
上式即为质量含气率与体积含气率之间的关系，已知气液相的密度以及体积含气率就可以求得质量含气率，反之亦然。

（2）质量含气率与截面含气率之间的关系
式中：
上式即为质量含气率与截面含气率间的关系。

由于滑动比s较难求得，由x准确求解φ有一定难度。

（3）体积含气率与截面含气率之间的关系
上式即为截含气率与体积含气率之间的关系。

由于这两者的关系式中包含了滑动比，而影响滑动比的因素很多，因此已知或x的值求取截面含气率是很困难的。

从和的关系式中可以得到：当，＝；当时，>；当
时，<。

（五）两相混合物的密度
1、流动密度
单位时间内流过管截面的两相混合物的质量与体积之比，即
2、真实密度
表示一段长度管段内气液混合物质量与其体积之比，即
当气液相间无相对运动即气液流速相等，此时，，＝，流动密度和真实密度相等，即。

流动密度和真实密度定义不同，二者的应用场合亦不同。

流动密度常用来计算气液混合物沿管路流动时的摩阻损失；真实密度常用于计算气液混合物沿地形起伏管路流动时的静压损失，即计算由于管路高程变化引起的附加压力损失。

2．混输管路的特点和处理方法
（一）混输管路的特点
1、流型变化多
在单相管路中，为研究流体流动的特征，把流体的流动分成层流和湍流两种。

不同流态下，流动参数和压降间有着不同的关系。

类似地，对气液两相管流也根据气液在管路内的分布和结构特征，把两相管路的流动分成若干流型。

压降计算时，考虑不同流型有不同的能量损失机理，采用不同的计算式。

测定流型方法大致分为三类：
①目测法，包括肉眼观察、高速摄影等；
②测定某一参数的波动量并与流型建立某种联系，例如测量压力的波动、探针与管壁间导电率的波动、X射线被管内流体吸收量的波动等；
③由辐射射线的吸收量确定气液混合物的密度和流型，如X射线照相和多束γ射线密度计等。

（1）水平管流型埃尔乌斯流型划分法较好地说明了气液两相流动的流型变化特点。

埃尔乌斯把水平两相管路的流型分为气泡流、气团流、分层流、波浪流、冲击流、不完全环状流、环状流和弥散流等八种。

a．气泡流，当气液混合物内的含气量不多时，气体以气泡形式浓集于管子的上部。

气液间的表面张力力图使气泡呈球形。

气泡以与液体相等的速度或略低于液体的速度沿管运动。

两相管路以气泡流型稳定运行时，一般无明显的压力波动。

b．气团流，随着气量的增加，形成较大的气团，在管路上部同液体交替地流动。

c．分层流，再增多气量，气团连成一片成为连续气相。

气液间具有较光滑的界面，相速度有较大的差别。

以分层流型稳定运行时,管路也无明显的压力波动。

d．波浪流，气体量进一步增加，气体流速提高，在气液界面上吹起与行进方向相反的波浪。

以波浪流运行的管路有轻微的压力波动，其波动频率较高。

e．冲击流，又称段塞流。

气体流速更大时，波浪加剧，其波峰不时达到管顶，形成液塞，阻碍高速气流的通过，进而又被气体吹开并带走一部分液体。

被带走的液体或吹散成雾滴或与气体一起形成泡沫。

显然，以冲击流工作的混输管路其振动和水击现象最为明显，管路压力有很大波动，但振动频率较小。

f．不完全环状流，气量继续提高，要求管路有更大面积供气体通过。

气流将液体的断面压缩成新月型，管路顶部的液层很薄而底部的液层较厚，形成不同心的环状流。

g．环状流，随着气流速度的进一步提高，不同心环状液层变薄，形成环状流。

气体携带着液滴以较高的速度在紧挨管壁的环状液层的中心通过。

h．弥散流，当气体的流速更大时，环状液层被气体吹散，以液雾的形式随高速气流向前流动。

（2）1976年，Taitel和Dukler根据气液界面的结构特征和管壁压力波动的功率频谱密度记录图的特
征，将气液两相流动分成三种基本流型。

分离流：包括分层流、波浪流和环状流。

气液均为连续相，管路压力较平稳。

间歇流：包括气团流和段塞流。

气体为分散相，液体为连续相，压力有较大波动。

分散流：包括气泡流、分散气泡流和弥散流。

一种流体以细小颗粒分散于另一种流体内，压力较平稳。

气液两相管路内，流型必然和气液两相的流动参数之间存在某种联系，据此才能判断管路内处于何种流型。

以实验和观察为主得到的流型图，称为经验流型图。

1954年Baker提出了首幅适用于各种介质的水平管路流型图，之后，研究者又不断提出各种流型图,其中1974年Mandhane提出的流型图获得较广泛的认同。

图 Mandlhane流型图
Mandhane流型图以液气相表观流速为纵横坐标，将气液两相流动分为六种流型。

流型图的适用范围比Baker流型图广泛，近年来使用者颇多，但在流型图上不能体现气液物性对流型的影响。

以上介绍的经验流型图存在一定缺陷：它们大多根据小管径、低压条件下的实验数据绘制，并带有一定主观臆断性，当应用于大口径、较高压力系统时存在着偏差；没有全面考虑气液物性、管径、管路倾角等对流型的影响；不便于上机计算；纵横坐标不一致不便于比较；流型的分界也无理论依据。

进入20世纪70年代后，某些研究者试图从理论和半理论方法对流型进行描述，以克服经验方法的不足。

其中，1976年Taitel－Dukler提出的用半理论方法对流型分界的处理较全面，因而得到广泛的认同。

Taitel－Dukler把两相管路的流型分为五种，即：分层光滑流、分层波浪流、间歇流(包括气团流和段塞流)、环状雾状流和分散气泡流。

Taitel假设管内气液为一维稳定流动，以分层流入手，研究流型的转换机理和分界准则，从而提出了Taitel－Dukler流型图。

图 Taitel水平管流型图
垂直管流型在陆上油气田地面管网中,较高的垂直管路很少。

但在海洋采油时遇到的立管较多,立管内油气两相流动产生的问题常制约海洋采油的正常生产。

与水平和倾斜管相似，各学者对垂直管路内两相流
流型的划分也有多种不同的方法。

比较公认的是将流型分为气泡流、段柱流(弹状流)、环雾流（乳沫状流）和雾流环状流四种，见下图。

2、存在相间能量消耗
在气液两相流动中，由于两相的速度常常不同，使气液相间产生能量交换和能量损失。

例如，在两相管路内液体的剧烈起伏造成相间界面粗糙，增加了相间滑脱损失；液面的起伏使气体的流通面积忽大忽小，气体忽而膨胀忽而压缩，气体流动方向亦随着液面起伏而变化，这些都使两相流动时的相间能量损失增加。

流速较高的气体，常常把一部分液体拖带到气体中去，脱离液流主体时要消耗能量；被气流吹成液滴或颗粒更小的雾滴要消耗能量；由流速较慢的液流主体进入流速较快的气流中的液滴或雾滴获得加速度要消耗能量，这些都存在能量交换。

3、存在相间传质
在两相或多相管路内，随压力温度的变化，以及气液相流速常不相同，气液相间常处于不平衡状态。

因而，相间不断有质量交换，使气液在新条件下达到新的平衡状态。

故管路的气液质量流量、组成、密度、粘度等参数沿线不断地变化。

气液质量流量的变化还影响流型和能耗的变化。

4、流动不稳定
管路稳定工作时，各种流动参数，如压力、流量等，不随时间变化。

在气液两相管路中，气液两相各占一部分流通面积，当气、液流量发生变化时，各相所占流通面积的比例也将发生变化，这就会引起管路的不稳定工作，并且需要较长的时间才能重新达到稳定状态。

5、存在非牛顿流体和水合物
在油田的多相流管路内，油水混合物为非牛顿流体，其表观粘度随剪切历史和剪切强度而变。

在气田的多相流管路内，在高压、低温条件下管路内可能形成固态水合物，这使多相流管路的计算更趋复杂。

（二）气液两相管路的处理方法
流体力学的基本方程式，即体现质量守恒的连续性方程和体现运动守恒的动量方程与能量方程，也都适于两相流动。

对于两相流动，在考虑运动守恒时，还应考虑相间的相互作用，故描述两相流动的方程组要比单相流复杂得多。

各国学者在处理具体的气、液复杂共流时，常作某些假设使问题简化，根据假设和处理方法不同，可分为均相流模型、分相流模型和流型模型三种。

1、均相流模型
均相流模型是把气液混合物看成为一种介质，因此可以把气液两相管路当成单相管路来处理。

在均相流模型中作出了两个假设：
（1）气、液两相速度相等。

由于气、液两相的速度相等，因此管路还具有截面含气率和体积含气率相等，气液混合物的流动密度和真实密度相等等特点；
（2）气液两相介质已达到热力学平衡状态，气、液相间无热量的传递，故流动介质的密度仅是压力的函数。

显然，气泡流（分散气泡流）和弥散流比较接近均相流模型的假设条件，而分层流、波浪流和环状流等同均相流模型的假设条件偏差较大。

2、分相流模型
分相流模型把管路内气液两相的流动看作是气液各自分别的流动。

为此，需首先确定气液相在管路内各自所占的流通面积，即截面含气率和截面含液率HL，再把气相和液相都按单相管路处理并计入相间作用，最后将气、液相的方程加以合并。

目前，H L（）和相间相互作用等数据主要依靠实验求得。

同时，分相流模型也作了两条假设：
（1）气、液两相有各自的按所占流通面积计算的平均速度和；
（2）气、液两相间可能有质量的交换，但气、液两相介质处于热力学平衡状态，相间无热量的传递。

显然，分层流、波浪流和环状流等流型与分相流模型的假设条件比较相符，而其它流型的偏差较大。

3、流型模型
首先分清两相流的流型，然后根据各种流型的特点，分析其流动特性并建立关系式，这种处理方法称为流型模型。

显然，流型模型处理方法能较深入地揭示两相流各种流型的流体力学特性，故近年来这一分析方法受到理论界的重视并取得了一定的理论研究成果。

但由于流型分界尚未完全统一，这种理论的研究成果还不能普遍地用于实践。

目前，在工程上使用的大多是在实验数据基础上确定的各种流型的经验关系式。

3.两相流压降计算式
各研究者提出多种两相流管路压降计算式，随研究的进一步深入，计算式也不断地被修正和更新。

以下仅介绍在石油工业中使用较广的几种压降计算式。

（一）杜克勒I压降计算式（只适应于水平管）
杜克勒在建立压降计算方法时，根据气液相的速度是否相同，即气液相间是否存在滑脱损失，把两相管路压降计算法分为两种情况，即Dukeler I和Dukeler II压降计算法。

下面先介绍一下Dukeler I法：假设气液两相在管路内混合得非常均匀，符合均相流模型的假设条件，可把气液两相管路当作单相管路进行水力计算，只是在计算中用气液混合物的各项参数取代单相流体参数，这样，管路的压降梯度可达西公式计算：
式中，—管路条件下液体的粘度，Pa•s；
—管路条件下气体的粘度，Pa•s。

（二）杜克勒II压降计算式（只适应于水平管）
Dukler认为，在实际管路中气液两相的流速常不同，相间存在滑脱。

只有在流速极高的情况下，才能近似认为两相间无滑脱存在。

因此，杜克勒利用相似理论，并假定沿管长气液相间的滑动比不变，建立了相间有滑脱时管路压降梯度的计算方法，即杜克勒II法。

两相管路的压降梯度仍按I法公式计算，只是气液混合物密度计算公式有所变化。

由于截面含液率HL与雷诺数间呈隐函数关系，需要猜算，所以Dukler II法的计算步骤为：
（1）假设H L
（2）求两相混合物浓度
（3）求雷诺数
（4）查下图得到H L
图
（5）如果则进行下一步，否则重新假设H L
（6）由R L查下图得（也可以用公式计算），然后求
图
（三）Beggs－Brill（贝格斯—布里尔）相关式
1、压降梯度计算式
本计算式的前提假设条件为：
（1）流量为常数，即流动是稳定的；
（2）等温。

气液混合物沿管流动时的能量守恒方程为：
式中，－管段的高程差。

上式中各项分别为单位质量气液混合物的压能、动能、位能以及沿管长流动时由摩擦而损失的能量。

把上式改写成压降梯度的形式，有：
即管路总压降梯度为单位管长动能、位能变化和摩擦损失之和。

通过研究分析以及适当的简化可以得到如下关系式（具体推导过程见教材）：
当截面含液率等于1或等于0时，上式即为单相液体或单相气体管路的压降梯度计算式，式中气液混输水力摩阻系数和截面含液率都需通过实验求得。

上式既考虑了上坡时举升油气混合物所消耗的能量，又考虑了下坡时回收的能量。

既可用于水平管路，亦适应于倾斜管，在垂直油管中亦有应用该方程的实例。

2、截面含液率
由实验数据标绘的截面含液率与管路倾角θ的关系如下图所示。

1－；2－；3－
图3－12 截面含液率与倾角的关系
由实验曲线中，B－B得出如下结论：
1)管段倾角大于3°时，实验中未发现分层流型。

2)倾角由水平逐步增加时，液体流速减慢，含液率增加。

倾角约为50°时，管段内截面含液率最高。

进一步增加倾角时，液体不时充塞管路流通截面，出现气顶液体向上流动现象，液体流速增加，截面含液率又有所下降。

3)在下坡管段观察到的流型几乎全是分层流。

当管段由水平逐步向下倾斜时，液体流速增大，截面含液率下降，倾角约为-50°时，截面含液率达到最小值。

之后，流型转变为环状流，由于管壁和液体的粘性阻力，液体流速减慢，截面含液率又有所回升。

B－B（1977年又经布朗修正）将两相管路的流型分为四种，即：①分离流，包括分层流、波浪流和环状流；②过渡流；③间歇流，包括气团流和段塞流④分散流，包括气泡流和弥散流(或称液雾流)。

两相管路的流型判别准则以及水平管截面含液率和倾斜管截面含液率的计算见教材或《油气集输设计规范》附录C。

3、两相水力摩阻系数
两相流水力摩阻系数可用下式计算：
式中，为均质流的水力摩阻系数；
，
当时，
在众多考虑管路起伏影响的混输管路水力计算方法中，B－B压降计算是唯一考虑下坡管段能量回收的计算方法。

但由于B－B相关式有以下缺点：没有直接提出计算截面含液率的相关式；估算的截面含液率偏
高；由一种流型转变为另一种流型时，含液率不连续，使两相水力摩阻系数也不连续，这与实际管路不符等。

因而，通过试验得出M－B相关式。

（四）Mukherjee－Brill相关式
1、流型分界
在油田集输系统中，严格水平的管路是少有的，研究管路倾角对流型的影响具有重要的实用意义。

Brill 用空气—煤油、空气—润滑油为介质，在管径38.1毫米的管路内，进行倾角对流型影响的实验。

他们认为有些学者力求把流型分得过细，而某些流型事实上仅存在于很狭小的区域内，它们与其它流型的差别并不显著，也难于客观地进行辨别。

因此，他主张把流型只分为气泡流、分层流、冲击流和环状流四种，并通过实验，提出一组以无因次准数表示的、适用于各种管路倾角的流型分界相关式，其形式为：
液相表观流速准数：
气相表观流速准数：
液相性质准数：
式中，为表面张力。

a.（上倾角），气泡流－段塞流间转型相关式为：
为气泡流
为冲击流
式中，－管路倾角，上倾角为正值，下倾角为负值。

b.（任何值），冲击流－环状流间转型相关式为：
为环状流，弥散流
为不一定是冲击流，也可能为其它流型。

c.（水平或下倾角），气泡流－段塞流转型相关式为：
为气泡流
为分层流或冲击流
d.（水平或下倾角），分层流边界相关式为：
下标BS——气泡流－段塞流；SM——段塞流环状流；ST——分层流
M－B就实验中观察到的倾斜管路两相流动情况，进行归纳和分析，得出以下结论：
a.时，为环状流，时为环状薄膜，弥散流。

b.，不管倾角是多少，实验中没有观察到分层流现象。

当时为气泡流，否则是冲击流。

另一名学者巴利亚认为，分层流消失；时，不会出现波浪流。

c.管路下倾时常遇到分层流或气泡流。

只有液体流量大得足以推动聚结的气泡向下游流动时才出现段塞流。

当在0～－30°内，随倾角变大，分层流范围逐渐扩大；时，随倾角变大，分层流范围逐渐缩小。

这主要是由于重力和粘性引起的。

d.不管管路倾角如何，液相粘度对流型的转变都有较大的影响。

粘度越大，在单位体积中有很大表面积的气泡在液体中运动受到较大阻力，其流动速度减慢，气泡易于聚结，合并成大气团并转变为冲击流型。

因而在某一液体输量下，液体粘度越大，由气泡流向段塞流转变的气体流量越小。

e.为负值时，气泡受浮力影响，向上运动的分速度和流体流动的方向相反，气泡受液体质点的碰撞和剪切变为更小的气泡。

因而，液体流量为定值时，气泡流转变为段塞流的气体流量比时大得多。

下倾管中很少出现段塞流型。

f.在某一液体流量下，管路上倾角愈小，气泡在管截面上的分布愈不均匀，管截面上方的气泡浓度愈大，易于合并成较大气团，最后变为段塞流型。

因而，上倾角较小时，由气泡流转变为段塞流的气体流量较小。

2、持液率相关式
用非线性方程回归实验数据，得出截面含液率的相关式
式中，－系数，具体数值见教材。

3、压降相关式
两相管路的压降由高程压降、加速压降和摩阻压降三部分组成。

M－B提出了各部分的计算式，具体计算公式和计算步骤见教材。

需要说明的是，在管路全长范围内，随着管路压力的降低，溶解于原油中的天然气会逐渐释放出来，气体的质量流量和流速都会增加，管路流态（或流型）、油气物性等一系列参数均会改变，因此在计算较长的两相管路时，应将管路分成若干管段，算出各段的压降后相加得到全管路的压降。

这种分段计算的方法适用于本章中介绍的各种压降计算方法。

（五）Flanigan相关式
1、管路起伏对两相管流的影响
管路沿线存在起伏时，不仅影响两相管路的流型，而且液相大量聚积在低洼和上坡管段内，使气体的流通面积减少、流速增大，造成较大的摩擦损失和滑脱损失。

（1）对流型的影响
根据布里尔流型划分法，管路上倾时很少有分层流出现，而管路下倾时经常遇到分层流。

（2）管路上坡举升气液混合物所消耗的能量在下坡时得不到全部回收
上坡举升流体所引起的压力降为：，由于重力的影响使液相流速减慢，液体所占的流通面积增大，平均截面含液率增加；浮力的作用使气体流速增加，流通面积减小，平均截面含气率减小；相反，在其下坡段，由于重力和浮力的作用，使减小，增大，并且液相密度
远大于气相密度，所以下坡段所回收的压能不能完全补偿上坡段举升流体所消耗的能量。

故管路沿线地形起伏时，管路的压降除克服沿程摩阻外，还包括上坡段举升流体所消耗的、在下坡段不能完全回收的压能损失，这是两相管路不同于气液单相管路的重要特征。

两相管路的压降主要由两部分组成，沿程摩阻和克服管路高程变化的压力损失。

在天然气－凝析液地形起伏的混输管路中，气量小时虽然沿程摩阻损失减小，但管路内积液量增多，管路上坡举升液体需要的能量增多，使管路总压降增大。

气量大时，管路内积液量减少，举升液体所需的能量减少，但气液沿程摩阻损失增大，使管路压降也增大。

在某一中等输量下，沿程摩阻和高程变化压力损失之和最小，存在管路的最优输量。

不难推断，在某一气液输量下，存在能量损失最小的管径，有时使用大直径管路的压降反而增大，这也是两相管路不同于单相管路的重要特点。

2、弗莱尼根关系式
弗莱尼根在研究许多现场数据后得出结论：
（1）管路下坡段所回收的压能比上坡段举升流体所消耗的压能小得多，可以忽略；
（2）上坡段由高差所消耗的压能与两相管路的气相表观流速呈相反关系，表观流速趋于零时，高程附加压力损失最大；
（3）由爬坡所引起的高程附加压力损失与线路爬坡高度的总和成正比，和管路爬坡的倾角、起终点高差的关系不大。

1958年，弗莱尼根建立了两相管路由于高程变化所引起的附加压降△Ph的计算式为：
（Pa）
式中，ΣZ—管路上坡高度的总和，m；
F e—起伏系数，它和气体的折算速度有关，无因次。