管径选择与管道压力降计算(二)61~91(精)
管径和压力损失计算

管径和压力损失计算管径和压力损失计算一、管径计算1、管径计算蒸汽、热水、压缩空气、氮气、氧气、乙炔按下述三式计算:按体积流量计算按质量流量计算按允许压降计算式中—管道内径(mm);—在工作状态下的体积流量(m3/h);—在工作状态下的质量流量(t/h);—在工作状态下的流速(m/s);—在工作状态下的密度(kg/m3);—摩擦阻力系数;—允许比压降(Pa/m)。
压缩空气、氮气、氧气、乙炔等气体工作状态下的体积流量可由标准状态(0℃,绝对压力0.1013MPa)下的体积流量换算而得式中—标准状态下气体体积流量(m3/h);—气体工作温度(℃);—气体绝对工作压力(MPa)。
二、管道压力损失计算管道中介质流动产生的总压差包括直管段的摩擦阻力压降和管道附件的局部阻力压降,以及管内介质的静压差。
管内介质的总静压差:;直管的摩擦阻力压降:;管道附件的局部阻力压降:;管内介质的静压差:。
式中Δp—管内介质的总静压差(Pa);Δpm—直管的摩擦阻力压降(Pa);Δpd—管道附件的局部阻力压降(Pa);Δpz—管内介质的静压差(Pa);∑ξ—管件局部阻力系数之和;∑Ld—管道局部阻力当量长度之和(m);H1—管段始点标高(m);H2—管段终点标高(m);对液体,因其密度大,计算中应计入介质静压差。
对蒸汽或气体,其静压差可以忽略不计。
三、允许比压降计算对各种压力管路的计算公式为式中—单位压力降(Pa/m);、—起点、终点压力(MPa);—管道直管段总长度(m);—管道局部阻力当量长度(m)。
在做近似估算时,对厂区管路可取=(0.1-0.15);对车间的蒸汽、压缩空气、热水管路,取=(0.3-0.5);对车间氧气管路去=(0.15-0.20)看见公式,写上自己知道的公式吧。
管径计算公式。
d=18.8乘以(Q/u)的开平方,其中Q=Qz(273+t)/(293*P),其中,Qz为标准状态下的压力,P为绝对压力。
对于u的确定,p=0.3~0.6MPa时,u=10~20s;p=0.6~1MPa时,u=10~15s;p=1~2MPa时,u=8~12s;p=2~3MPa时,u=3~6s;p>3MPa时,u=0~3s。
管径选择与管道压力降计算培训范本

管径选择与管道压力降计算培训范本管径选择与管道压力降计算是涉及到工程设计中的重要内容,它关系到管道系统的正常运行和安全性。
为了提高设计人员的专业水平,进行相应的培训是非常必要的。
下面是一份关于管径选择与管道压力降计算的培训范本,供参考。
一、培训目标和内容介绍1.培训目标:通过本次培训,使学员掌握管径选择和管道压力降计算的基本原理和方法,能够在实际工程设计中正确应用。
2.培训内容:(1)管径选择的基本原则和方法(2)管道压力降计算的基本原理和方法(3)实际案例分析和讨论二、管径选择的基本原则和方法1.管径选择的基本原则:(1)确定流量需求(2)选择合适的流速(3)考虑压力损失和材料成本2.管径选择的方法:(1)根据流量需求和流速,查阅相关手册或规范,选取合适的管径(2)进行多次选择和计算,确保最终选择的管径能满足要求三、管道压力降计算的基本原理和方法1.压力降的基本原理:液体在管道中运动时,会发生摩擦力和阻力,导致压力的降低。
2.压力降计算的方法:(1)根据流量、管径、管道材料等参数,计算出管道的雷诺数(2)根据雷诺数和管道的摩阻系数,计算出管道的摩阻压力(3)将管道摩阻压力与其他压力损失(如弯头、过滤器、泵站等)相加,得到总的压力损失四、实际案例分析和讨论1.指导学员利用所学知识,对实际工程案例进行管径选择和压力降计算。
2.学员可以分组进行讨论和交流,提出不同的解决方案,并进行对比和评估。
五、培训总结和答疑1.对本次培训内容进行总结和归纳,强调重点和难点。
2.回答学员提出的问题和疑惑,解决相关技术问题。
六、培训评估和反馈1.进行学员对本次培训的评估,了解对培训效果的反馈。
2.收集学员对培训内容的建议和意见,以进一步完善培训方案。
以上是一份关于管径选择与管道压力降计算的培训范本,主要包括培训目标和内容介绍、管径选择的基本原则和方法、管道压力降计算的基本原理和方法、实际案例分析和讨论、培训总结和答疑、培训评估和反馈等内容。
管道压降及管径选择

原始数据
局部阻力
过滤器阻力 k1
弯头阻力k2
k3三通阻力
阀门阻力 k4
异径管阻 k5力
水泵阻力 k6
0
0
0
0
0
0
中间计算结果
雷诺数Re 207327.50
中间计算结果
摩擦系数f 0.0210
0.0210
f=64/Re
计算摩擦系数的公式选用
0.0055[1+(2.0*10^4*≈f/d+10^6/Re)^ 0.0055+0.15(f≈/d)^(1/3)ε
流速(m/s)
擦系数的公式选用
+(2.0*10^4*≈f/d+10^6/Re)^(1/3)]ε 0.0055+0.15(f≈/d)^(1/3)ε
局部阻力系数?k)m/s?流速(v
2?kv???pa?p22局部 阻力损失?p?2?mkg?
局部阻力系数?k)m/s?流
流速 m/s 0.5242
沿程阻力 MPa 0.0001
最终计算结果
局部阻力 静压头
MPa
MPa
0.0000 0.0000
总阻力 MPa 0.0001
要求起点 压力MPa
0.0001
(沿程阻力?15.1?总 阻力
据
公称直径 (内径)m
管道参数
管道长度m
流量3/hm 3
3kg/m密度 999.3795
管道阻力降计算表 项目名称: 计算管道号:
原始数据
介质参数
运动粘度 cp动力粘度 -62/sm× 温度℃ 压力MPa
0.113713 0.11130784 15
0.7
动力粘性系数(Pa?s)密度??)(运动粘性系数2/s)(m
管径选择与管道压力降计算(三)92~137

5 气-固两相流5.1 简述5.1.1气体和固体在管道内一起的流动称为气—固两相流动(简称气—固两相流)。
气—固两相流出现在气力输送系统中。
气力输送按其被输送物料在管道中的运动状态可分为以下几类,见图5.1.1—1和图5.1.1—2所示。
5.1.1.1稀相动压气力输送在输送物料时,物料悬浮在管中并呈均匀分布,在水平管道中呈飞翔状态,空隙率很大,物料输送主要靠由较高速度在工作气体所形成的动能来实现。
气流速度通常在12m/s至40m/s之间,质量输送比(简称输送比,即被输送物料的质量流量与工作气体质量流量之比,以m表示)通常在1~5之间,对于粒料,输送比可高达15。
5.1.1.2密相动压气力输送物料在管道内已不再均匀分布,而呈密集状态,物料从气流中分离出来,但管道并未被堵塞,物料呈沙丘状,密相动压输送亦是依靠工作气体的动能来实现的。
通常密相动压输送中,气流速度在8~15m/s之间,输送比(m)在15~20之间,对于易充气的物料,输送比(m)可高达200以上。
5.1.1.3密相静压气力输送物料在管道中沉积、密集而栓塞管道,依靠工作气体的静压来推送物料,比起前两种输送方式,密相静压输送的气流速度更低,输送比(m)更高。
5.1.2设计气力输送系统时,应根据被输送物料的特性、装置的技术经济要求以及生产过程的工艺特性和工艺要求等因素,选择合适的输送方式。
要考虑温度对被输送物料的影响,同时系统中应采取消除静电和防爆措施,确保安全操作。
确定正确的输送方式后,可根据系统的允许压力降和工作气体的流量选择送风或引风设备。
5.1.3气力输送系统的压力降包括输送管道(包括管件)和附属设备,如分离器、喷嘴或吸嘴以及袋滤机等的压力降。
本章只给出管道(包括管件)压力降的计算公式,附属设备压力降的计算可参考有关制造厂的产品说明和其他的文献资料。
图5.1.1—1 水平气力输送物料运动状态图5.1.1—2 垂直气力输送物料运动状态5.2 计算方法5.2.1 气力输送是一门半经验半理论的学科。
给水管径、流量、压降快速计算

按水泵流量、预选管径与长度验算压降 选择参数 3 设计流量m /h 管径mm 管段长度m 70.00 100 10 计算值 2.5 0.18
流速 压力降
m/s kgf/cm2
计算方法: 1、黄色格填入实际要求参数。 2、填入管径,若计算值为红色,请加大管 3、计算值变绿,即为管径合格。
管路直径最大流量限制
最大流速(m/s) 2.04 1.69 2.12 2.01 2.26 2.33 2.44 2.45 2.49 2.69 2.72 2.71 最大流量(m3/h) 3.6 9.0 15.0 24.0 36.0 66.2 108.0 154.8 216.0 299.9 479.9 691.2
实际要求参数。 若计算值为红色,请加大管径规格。 即为管径合格。
给水管径选择
1、支管流速选择范围0..8~1.2m/s。 2、干管流速选择范围1.2~2m/s。 3、管段压力降选择范围0.3~0.5kgf/cm 。【3~5m扬程】 按压降与管段长度选管径 选择参数 流速m/s 压力降kgf/cm2 管段长度m 0.3 2 100 计算值 32.9 mm 0.25 L/s 0.9 m3/h
2
管路直径最大流量
管径mm 25 38 50 65 75 100 125 150 175 200 250 300 最大流量(L/S) 1.00 2.50 4.17 6.67 10.00 18.40 30.00 43.00 60.00 83.30 133.30 192.00
计算管径 计算流量 计算流量
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。
管径选择与管道压力降计算(完整版)

管径选择与管道压⼒降计算(完整版)管径选择与管道压⼒降计算第⼀部分管径选择1.应⽤范围和说明1.0.1本规定适⽤于化⼯⽣产装置中的⼯艺和公⽤物料管道,不包括储运系统的长距离输送管道、⾮⽜顿型流体及固体粒⼦⽓流输送管道。
1.0.2对于给定的流量,管径的⼤⼩与管道系统的⼀次投资费(材料和安装)、操作费(动⼒消耗和维修)和折旧费等项有密切的关系,应根据这些费⽤作出经济⽐较,以选择适当的管径,此外还应考虑安全流速及其它条件的限制。
本规定介绍推荐的⽅法和数据是以经验值,即采⽤预定流速或预定管道压⼒降值(设定压⼒降控制值)来选择管径,可⽤于⼯程设计中的估算。
1.0.3当按预定介质流速来确定管径时,采⽤下式以初选管径:d=18.81W0.5 u-0.5ρ-0.5 (1.0.3—1)或 d=18.81V0.5 u-0.5 (1.0.3—2)式中d——管道的内径,mm;W——管内介质的质量流量,kg/h;V——管内介质的体积流量,m3/h;ρ——介质在⼯作条件下的密度,kg/m3;u——介质在管内的平均流速,m/s。
预定介质流速的推荐值见表2.0.1。
1.0.4当按每100m计算管长的压⼒降控制值(⊿Pf100)来选择管径时,采⽤下式以初定管径:d=18.16W0.38ρ-0.207µ0.033⊿Pf100–0.207 (1.0.4—1)或 d=18.16V00.38ρ0.173µ0.033⊿Pf100–0.207 (1.0.4—2)式中µ——介质的动⼒粘度,Pa·s;⊿Pf100——100m计算管长的压⼒降控制值,kPa。
推荐的⊿Pf100值见表2.0.2。
1.0.5本规定除注明外,压⼒均为绝对压⼒。
2.管道内流体常⽤流速范围和⼀般⼯程设计中的压⼒降控制值2.0.1管道内各种介质常⽤流速范围见表2.0.1。
表中管道的材质除注明外,⼀律为钢。
该表中流速为推荐值。
2.0.2管道压⼒降控制值见表2.0.2-1和表2.0.2-2,该表中压⼒降值为推荐值。
管道阻力降的计算

➢ 道; 往高位输送或长距离输送的液体
➢ 管道;
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➢ 要求流量均匀分配的管道; 液封管道(须校核 ➢ 液封足否会被冲掉或吸入); 提升管道; ➢ 两相流管道; 压缩机吸 ➢ 入或排出管道; 塔的回 ➢ 流管道;
➢
➢ 安全阀的入口和出口管道(控制安全阀人口管道的压 降不超过其定压的3%,出口管道须校核安全阀的背压对 安全阀定压的影响); ➢ 热虹吸再沸器工艺物料的进出口管道; 有调节 ➢ 阀的管道(确定合适的调节阀压降)等。
4.1.1 不可压缩流体
➢ 液体
➢ 管道进出口压差小于进口压力10%的气体管道
4.1.2 管道阻力降 流体在管道中的压力降可分为直
管阻力降与局部压 力降,局部阻力降指的是管件、阀门、流量元件等产生 的局部阻力。局部阻力降通常上采用当量长度法,局部 阻力元件产生的阻力降与相同管径的直管段产生的阻力 降相同,则此直管长度为此局部阻力元件的当量长度, 当量长度通过实验测定。
➢ 水平管道 水平管道流型判断通常采用伯克流 型图(Baker)
➢ 垂直管道
垂直管道流型判断通常采用格里菲思流型图 (Griffith-Wallis)
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1)水平管道流型判断,伯克流型图(Baker)
式中: By、Bx:
Baker参数;
Wg :气相质量流量,kg/h; Wl:液相质量流量,kg/h;
速一般不超过其临界速度的85 %,真空下最大不超过 100 m/s;含有固体物质的流体,其流速不应过低,以免 固体沉积在管内而堵塞管道,但也不宜太高,以免加速 管道的磨损或冲蚀。
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2.4 高速流体管道 当流体突然改变方向(例如在弯
关于管道压力损失的计算方法,管径大变小标准

关于管道压力损失的计算方法,管径大变小标准.
1. 管道压力损失的计算方法:
(1)恒定管径管道压力损失计算:
根据管道流体流量和管径大小,计算管道压力损失的公式为:P=f(L/D)×V2/2g
其中:P——管道压力损失,单位为N/m2;
f——管道压力损失系数,单位为无量纲;
L——管道长度,单位为m;
D——管道内径,单位为m;
V——流体流速,单位为m/s;
g——重力加速度,单位为m/s2,一般取9.81m/s2。
(2)管径变化管道压力损失计算:
管径变化管道压力损失的计算公式为:
P=f(L/D)×V2/2g+K×V2/2g
其中:K——管径变化系数,单位为无量纲。
2. 管径大变小标准:
管道管径大变小的标准是:管道管径变化(大变小)的管段长度不宜超过管道总长度的20%,管道管径变化的幅度不宜超过50%。
管径选择与管道压力降计算 单相流 可压缩流体

2 单相流(可压缩流体)简述2.1.1本规定适用于工程设计中单相可压缩流体在管道中流动压力降的一般计算,对某些流体在高压下流动压力降的经验计算式也作了简单介绍。
2.1.2可压缩流体是指气体、蒸汽和蒸气等(以下简称气体),因其密度随压力和温度的变化而差别很大,具有压缩性和膨胀性。
可压缩流体沿管道流动的显着特点是沿程摩擦损失使压力下降,从而使气体密度减小,管内气体流速增加。
压力降越大,这些参数的变化也越大。
计算方法2.2.1注意事项2.2.1.1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于临界流动。
2.2.1.2一般气体管道,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,取压力降较大的结果。
2.2.1.3流体所有的流动参数(压力、体积、温度、密度等)只沿流动方向变化。
2.2.1.4安全阀、放空阀后的管道、蒸发器至冷凝器管道及其它高流速及压力降大的管道系统,都不适宜用等温流动计算。
2.2.2管道压力降计算2.2.2.1概述(1) 可压缩流体当压力降小于进口压力的10%时,不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,如蒸汽管可用式(2.2.2—16)进行计算;天然气管可用式—17)或式—18)进行计算。
(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。
必要时对天然气、空气、蒸汽等可用经验公式计算。
2.2.2.2一般计算(1) 管道系统压力降的计算与不可压缩流体基本相同,即⊿P=⊿P f+⊿P S+⊿P N(2.2.2—1)静压力降⊿P S,当气体压力低、密度小时,可略去不计;但压力高时应计算。
在压力降较大的情况下,对长管(L>60m)在计算⊿P f时,应分段计算密度,然后分别求得各段的⊿P f,最后得到⊿P f的总和才较正确。
管径选择与管道压力降计算

管径选择与管道压力降计算管径选择与管道压力降计算管道在不同领域中扮演着非常重要的角色,如工业制造、建筑、市政环保项目等。
不同的管道系统需要根据设计要求和使用场景选择不同的管径。
正确的管径选择是保证管道系统运行可靠性和效率的首要因素之一。
同时,在管道系统中发生的压力降也需要得到合理的计算和控制,从而避免管道损坏、破裂等安全事故的发生。
本文将从管径的选择和管道压力降的计算两个方面来探讨管道系统中应该如何进行管道设计和优化。
一、管径的选择管道的设计与选择必须以液体或气体的体积和速度作为基础,以确保管道系统的设计遵循良好的流体力学原理。
过大或过小的管径会影响管道系统的流量和速度,引起压力降低或过高,进而影响管道系统的可靠性和效率。
首先,管径的选择应遵循一定的规则和经验。
其中,国际上广泛应用的四种管径选择方法为经验公式法、图表法、数值法和实验法。
1.经验公式法经验公式法是根据经验数据来选定管径的。
它适用于一些应用较广泛的场合,如综合管廊、市政管线、消防系统等。
常用的经验公式有:Manning公式、Hazen-Williams公式、Chezy公式等。
2.图表法图表法是根据已经绘制好的图表或图像进行选择的。
国际上比较有代表性的图表法有来自美国的Darcy-Weisbach图和Colebrook-White图,以及在欧洲和英国使用的Kunzelmann-Kramer(KK)图等。
3.数值法数值法即计算机模拟方法,它可以使用CFD软件(计算流体动力学数值模拟软件)进行模拟,得出管道系统的流体动力学性质。
CFD软件适用于一些较为复杂的管道系统的设计和优化,但同时也需要一定的计算机和数值分析知识。
4.实验法实验法是通过实验测试来获得管道系统的流量和流体速度等参数,进而得到管径的选取。
实验法常用于一些特殊要求或较为复杂的场合,如矿井液力输送系统、流量计校准、液气传输等。
其次,管道系统的管径选择还需要考虑系统的材料、流态、阻力系数等因素。
管径选择与管道压力降计算-单相流(可压缩流体)

2 单相流(可压缩流体)2.1 简述2.1.1本规定适用于工程设计中单相可压缩流体在管道中流动压力降的一般计算,对某些流体在高压下流动压力降的经验计算式也作了简单介绍。
2.1.2可压缩流体是指气体、蒸汽和蒸气等(以下简称气体),因其密度随压力和温度的变化而差别很大,具有压缩性和膨胀性。
可压缩流体沿管道流动的显著特点是沿程摩擦损失使压力下降,从而使气体密度减小,管内气体流速增加。
压力降越大,这些参数的变化也越大。
2.2 计算方法2.2.1注意事项2.2.1.1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于临界流动。
2.2.1.2一般气体管道,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,取压力降较大的结果。
2.2.1.3流体所有的流动参数(压力、体积、温度、密度等)只沿流动方向变化。
2.2.1.4安全阀、放空阀后的管道、蒸发器至冷凝器管道及其它高流速及压力降大的管道系统,都不适宜用等温流动计算。
2.2.2管道压力降计算2.2.2.1概述(1) 可压缩流体当压力降小于进口压力的10%时,不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,如蒸汽管可用式(2.2.2—16)进行计算;天然气管可用式(2.2.2—17)或式(2.2.2—18)进行计算。
(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。
必要时对天然气、空气、蒸汽等可用经验公式计算。
2.2.2.2一般计算(1) 管道系统压力降的计算与不可压缩流体基本相同,即⊿P=⊿P f+⊿P S+⊿P N(2.2.2—1)静压力降⊿P S,当气体压力低、密度小时,可略去不计;但压力高时应计算。
在压力降较大的情况下,对长管(L>60m)在计算⊿P f时,应分段计算密度,然后分别求得各段的⊿P f,最后得到⊿P f的总和才较正确。
管径确定及压力损失计算

管径确定及压力损失计算1.1管径的确定1.1.1 管径应根据流体的流量、性质、安全流速及管道允许的压力损失、管道磨损、管材的标准规格、噪音控制等因素确定。
1.1.2 大直径厚壁管道和输送距离较长的管道选取管径时,应对建设投资和运行费用比较后确定。
1.1.3 除另有规定或采取有效措施外,输送悬浮固体颗粒、浆液或高黏度流体的液体管道不宜采用公称直径小于DN25的管道。
1.1.4 除有特殊要求外,可按下述方法确定管径:1 设定平均流速并按下式初算内径,再根据工程设计规定的管子系列调整为实际内径。
最后复核实际平均流速。
D i=0.0188[W0vρ]0.5(1.1.4)式中:D i——管子内径(m);W0——质量流量(kg/h);v——平均流速(m/s);ρ——流体密度(kg/m3)。
2 以实际的管子内径Di与平均流速υ核算管道压力损失,确认选用管径为可行。
如压力损失不满足要求时,应重新计算。
1.1.5 管道平均流速的选择,应符合下列规定:1 平均流速应根据流体的性质、状态、操作要求和管道允许的压力损失选用。
2 放空管道的阀后管道流速,不应大于下式计算的气体声速。
v c=91.20(kT/M)0.5(1.1.5-1)k=C PC V(1.1.5-2)式中:V c——气体的声速或临界流速(m/s);k ——平均流速(m/s);C p, C V——气体的声速或临界流速(m/s);T——流体密度(kg/m3)。
M——气体分子量。
1.2单相流管道的压力损失1.2.1本节内容仅适用于输送牛顿型流体的管道压力损失的计算,包括直管的摩擦压力损失和管道附件局部的摩擦压力损失计算,不包括加速度损失及静压差等的计算。
1.2.2液体管道摩擦压力损失的计算,应符合下列规定:1 圆形直管的摩擦压力损失,应按式(1.2.2-1)计算。
∆P f=10−5λρν22g∙LD i(1.2.2-1)式中:ΔP f——直管的摩擦压力损失(MPa);L ——管道长度(m);g——重力加速度(m/s2);D i——管子内径(m);v——平均流速(m/s);ρ——流体密度(kg/m3);λ——流体摩擦系数。
管径选择SHJ35-91条文说明

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长,比较多的情况是受管道的总允许压降或总位差控制。
关于管道压力损失的计算方法,管径大变小标准

关于管道压力损失的计算方法,管径大变小标准
管道压力损失的计算方法:
1、用压力损失计算公式:
P=ΔP/ρgV2
其中:P 为压力损失系数(K)
ρ为流体密度(Kg/m3)
g 为重力加速度(9.81m/s2)
V 为流体流速(m/s)
ΔP 为压力损失(Pa)
2、根据流体的性质和管道的形状确定压力损失系数P,
一般来说,管道的压力损失系数P随管道管径的变化而变化,管径越大,压力损失系数越小;管径越小,压力损失系数越大。
3、根据实际流量和管道管径计算压力损失:
ΔP=PρgV2
其中:P 为压力损失系数(K)
ρ为流体密度(Kg/m3)
g 为重力加速度(9.81m/s2)
V 为流体流速(m/s)
ΔP 为压力损失(Pa)。
压力管道设计专业管道压降计算

压力管道设计专业管道压降计算在进行管道压降计算之前,首先需要获得一些基本的管道设计参数,包括流量、流速、管道材质、管道直径、管道长度和管道摩阻系数等。
其中,流量是指单位时间内通过管道的液体或气体的质量或体积,通常以升/分钟或立方米/小时等单位表示;流速是指液体或气体通过管道时流动的速度,通常以米/秒的单位表示;管道材质、管道直径和管道长度则是设计师根据实际情况选择的参数。
在进行管道压降计算时,最常用的方法是使用达西公式或魏金斯公式。
这两个公式都是根据流动的能量原理推导出来的,通过这些公式可以计算出单位长度管道的压力损失。
达西公式是最常用的管道压降计算公式之一,表示为:ΔP=λ(L/D)(V^2/2g),其中ΔP为单位长度压力损失,λ为管道的摩阻系数,L为管道长度,D为管道直径,V为流速,g为重力加速度。
魏金斯公式是针对流量较小、管道直径较大的情况进行的近似计算,表示为:ΔP=λ(L/D^4)(Q^2/2g),其中ΔP为单位长度压力损失,λ为管道的摩阻系数,L为管道长度,D为管道直径,Q为流量,g为重力加速度。
根据以上公式,可以进行压力管道设计中的压降计算。
在计算过程中,需要根据具体的工程条件和管道材质,选择合适的摩阻系数,然后计算出所需的流速、流量和管道的长度和直径,再代入公式中进行计算即可得到单位长度的压力损失。
在进行管道压降计算过程中,还需要注意一些影响压力损失的因素,如管道的粗糙度、管道的弯曲程度、管道的变径和管道的局部阻力等。
这些因素都会对管道的压降产生一定的影响,设计人员需要在计算中合理考虑这些因素。
总之,压力管道设计中的管道压降计算是提高管道设计效率和准确性的重要环节,设计人员需要根据实际情况选择合适的计算方法和参数,并充分考虑影响因素,以确保管道设计的安全性和稳定性。
管径和管路压力降的计算

管径和管路压力降的计算
应辉;李文茂
【期刊名称】《化学工程师》
【年(卷),期】1998(000)006
【总页数】3页(P28-29,57)
【作者】应辉;李文茂
【作者单位】不详;不详
【正文语种】中文
【中图分类】TQ051.81
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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。
当气体流速增加时,气体柱的长度和速度都增加泡沫流:薄液膜消失,气泡和液体混合在一起,形成湍动紊乱的流型环状流:液体以小于气体的速度沿管壁向上移动,气体在管中心向上移动,部分液体呈液滴夹带在气体中。
当气体流速增加时,夹带也增加雾状流:当气体流速增加时,全部液体离开管壁呈微细的液滴,被气体带走3.2 计算方法3.2.1 由于气—液两相流的流动情况复杂,目前尚无准确的压力降计算公式,多以半经验公式来计算,计算方法有多种,但各种方法都存在着局限性。
综合各种情况,推荐以下计算方法。
3.2.1.1 流型判断对于水平管,使用图3.2.2—1判断(图3.2.2—1即Baker 图)。
对于垂直管,使用图3.2.2—2判断(图3.2.2—2即Griffith-Wallis 图)。
3.2.1.2 压力降计算如判断结果为分散流、环状流、波状流或层流,则用3.2.2.2中的(1和(2两种方法进行气—液两相流压力降计算,取其中较大值。
如判断为柱状流、活塞流,则应采取缩小管径、增大流速等措施来避免。
然后也应用3.2.2.2中的(1和(2两种方法计算,取其较大值。
3.2.2 计算公式选用 3.2.2.1 流型判断 (1 水平管流型判断在以流动条件、流体性能和管径来判断水平管中气—液两相流流型的许多图表中,图3.2.2—1为最常用,此图把两相流在水平管中的流动分成七个流型区域。
这里应该注意到,分隔不同流型区域的边界存在着相当宽的过渡区,因此,计算时对邻接流型也应加以考虑。
图3.2.2—1中B y 和B x 。
的计算公式如下:(3.2.2—1(3.2.2—2式中B y 、B x ——伯克(Baker参数;W G ——气相质量流量,kg /h ; W L ——液相质量流量,kg /h ;ρG ——气相密度,kg /m 3;(3.2.2—3(3.2.2—4其中(3.2.2—5(3.2.2—6式中Fr ——弗鲁特(Froude数; F V ——气相体积分率; V G ——气相体积流量,m 3/s ; V L ——液相体积流量,m 3/s ; d ——管道内直径,m ; A ——管道截面积,m 2; g ——重力加速度,9.81m /s 2。
其余符号意义同前。
图3.2.2—1 水平管内气—液两相流流型图图3.2.2—2 垂直管内气—液两相流流型图通过计算,求出Fr 、Fv 值,在图3.2.2—2中查出其流型。
3.2.2.2 压力降计算(1 均相法气—液两相流压力降计算比较复杂,均相法是力图简单化,其特点是假定气—液两相在相同的速度下流动,将气—液混合物视为其物性介于液相与气相之间的均相流,这个假定在理论上可用于分散流,但不能用于环状流,因环状流的气相流速高于液相流速。
均相法计算步骤如下: a. 均相物性计算(3.2.2—7(3.2.2—8(3.2.2—9 (3.2.2—l0 (3.2.2—11(3.2.2—12(3.2.2—13式中W T ——气—液两相液总的质量流量,kg /h ; W L ——液相质量流量,kg /h ; W G ——气相质量流量,kg /h ; Y ——气相质量分率;ρH ——气—液两相流平均密度,kg /m 3;ρG ——气相密度,kg /m 3;ρL ——液相密度,kg /m 3; X ——液相体积分率;μH ——气—液两相流平均粘度,Pa ·s ;μL ——液相粘度,Pa ·s ;μG ——气相粘度,Pa ·s ;u H ——气—液两相流平均流速,m /s ; d ——管道内直径,m ; Re ——雷诺数。
b. 压力降计算根据管道材料及管内径,从第1章“单相流(不可压缩流体”中图1.2.4—2查取ε(管壁绝对粗糙度和ε/d(管壁相对粗糙度。
根据Re(雷诺数和ε/d ,从图1.2.4—1查取λ(摩擦系数,即λH 。
(a 直管段摩擦压力降ΔP ' f =2λH ×ρH ×u H2×L×10−6d (3.2.2—14根据经验应乘以安全系数3⊿P f =3×⊿P' f (3.2.2—15 (b 局部压力降按当量长度法进行计算,常用管件和阀门的当量长度见第1章“单相流(不可压缩流体”中表1.2.4—2。
ΔP ' K =2λH ×ρH ×u H2×L e×10−6d (3.2.2—16根据经验应乘以安全系数3⊿P k =3×⊿P' k (3.2.2—17 上升管静压降⊿P S =(Z2-Z 1 ×ρH ×9.8l ×l0-6 (3.2.2—18 总压力降(忽略管两端的速度压力降⊿P =1.15(⊿P f +⊿P k +⊿P H (3.2.2—19 式中1.15为安全系数。
⊿P f ——直管段摩擦压力降,MPa ;λH ——管壁的摩擦系数; L ——直管段长度,m ; g ——重力加速度,9.81m /s 2;⊿P k ——局部压力降,MPa ;Le ——管件的当量长度,m ;Z 2——管道终端标高,m ; Z 1——管道始端标高,m ;⊿P S ——上升管静压降,MPa ;⊿P ——总压力降,MPa 。
其余符号意义同前。
(2 杜克勒法(杜克勒法即Dukler 法)此法考虑了气—液两相在管内并非以同等速度流动的影响,计算分两步进行。
a. 试差法求液相实际体积分率K L(3.2,2——20 (3.2.2——21 (3.2.2——22 (3.2.2——23 (3.2.2——24 (3.2.2——25 (3.2.2——26 (3.2.2——27当Z ≤10时K =-0.16367+0.31037Z-0.03525Z 2+0.001366Z3 (3.2.2—28 当Z>10时K =0.75545+0.003585Z-0.00001436Z 2 (3.2.2—29以上各式中K L ——液相实际体积分率(试差初值可取K L =0.5 ; K ——班可夫(Barkoff 流动参数; X ——液相体积分率; u L ——液相流速,m /s ;u H ——气—液两相流平均流速,m /s ;μTP ——气—液两相流混合粘度,Pa ·s ; Fr ——均相弗鲁特(Froude数; Re ——雷诺数;Z ——计算用中间参数。
其余符号意义同前。
试差法求KL 的计算过程是先假定KL 值,由式(3.2.2—21 至式(3.2.2—27 计算Re 、Fr 、X 、Z 和K 值等,然后再由式(3.2.2—20 核算K L 值,若核算值与假定值不符,则用核算值作为假定值重新计算,直至两者接近为止。
b. 压力降计算(a 直管段及局部摩擦压力降(3.2.2—30 (3.2.2—31 (3.2.2—32 (3.2.2—33 (3.2.2—34(3.2.2—35 (3.2.2—36(6 速度—压力降管两端气—液两相流速度压力降(3.2.2—37(3.2.2—38 (3.2.2—39式中[ ]出、[ ]入——分别为管道始端和终端处的数据。
对非闪蒸的气—液两相流,若气体和液体体积分率及气体密度沿管道流向的变化不大,则速度压力降可以忽略不计。
(c 上升管静压力降⊿P S =(Z2—Z 1 ρTP ×9.81×10-6 (3.2.2—40 ρTP =K L ρL +(1—K L ρG(3.2.2—41 (d 总压力降⊿P =1.15(⊿P f +⊿P k +⊿P N +⊿P S (3.2.2—421.15为安全系数。
以上各式中⊿P f ——气—液两相流直管段摩擦压力降,MPa ;⊿P k ——气—液两相流局部摩擦压力降,MPa ;λTP ——气—液两相流摩擦系数;λ0——单相流摩擦系数;可由第1章“单相流(不可压缩流体”中图1.2.4—1和图1.2.4—2查得;⊿P N ——气—液两相流速度压力降,MPa ;⊿P S ——气—液两相流静压力降,MPa ; Re TP ——两相流雷诺数;ρcs ——气—液两相流平均密度的校正密度,kg /m 3;ρTP ——气—液两相流密度,kg /m 3;αx ——摩擦系数率;ξ——中间参数;μH ——气—液两相流粘度,Pa ·s ; Z 1、Z 2——管道始端和终端标高,m ;⊿P ——总压力降,MPa ;G L ——液相质量流速,kg /m 2·s ; G G ——气相质量流速,kg /m 2·s 。