管径选择SHJ3591条文说明.docx

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管径选择SHJ3591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。

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。

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=3.5368×10-4di-2qυ

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=3.5689×10-11·ι·di-4.84ν0.16ρ·qυ1.84（2.1.10-1）

ΔPf=3.5689×10-11·ι·di-4.84ν0.16υ0.84qm1.84（2.1.10-1）

di=0.007ρ0.207ν0.033ι0.207qυ1.84ΔPf-0.207（2.1.1-1）

di=0.007υ0.174ν0.033ι0.207qm0.38ΔPf-0.207（2.1.1-2）

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-0.543di2.63ν-0.087ρ-0.543ΔPf0.543（明2·I·1一2）

qυ=476400ι-0.543di2.63ν-0.087υ-0.457ΔPf0.543（明2·I·1一3）

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=0.04Re-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+（μ22-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·103（明2.1.3一2）

W=H·g（明2.1.3一3）

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

μ（m/s）

自然流动时

粘性液体

0.1～0.5

弱粘性液体

0.5～1.0

泵送时

吸入管道

0.8～2.0

排出管道

1.5～3.0

气体

自然通风时

2～4

压力不大时（通风机管道）

4～15

高压时（压缩机管道）

15～25

过热蒸汽

30～50

不同绝对压力（P）下的饱和蒸汽

P>100Kpa

50Kpa

20Kpa

5Kpa

15～25

20～40

40～60

60～75

在常用流速范围内选择具体的流速值则按"小管中流速低，大管中流速可以高"的原则而带有随意性。

设计人为了保险一般取低值，或者取中值，在按流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<130kPa/100m

50（m3/h）

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≤22MPaμ≤30m/s

22MPa

乙炔气P≤110Kpaμ=3～4m/s

P≤250Kpaμ=4～8m/s

P≤2.5Mpaμ=5m/s

氢、氧气μ≤8m/s

乙醚、苯、二硫化碳μ≤1m/s

甲醇、乙醇、汽油μ≤3m/s

丙酮μ≤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。

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[ιn·P1/P2+λ/2·（L+Σle）/di]·10-3

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[ιn·P1/P2+λ/2·（L+Σle）/di]·10-3

当ΔP=0.2时（明2.1.9---1）

ιnP1/P2=0.223

与管件的局部阻力系数相对照，忽略ιnP1/P2相当于少计算一个90。

弯头的局部阻力降。

则：

ΔP=1/2λ（L+Σle）/di·G2·υm·10-3

（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。

由于有压力的气体管道每百米管长最大阻力降控制值为0.01P1，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:

ΔP1/ΔP=（qυ1/qυ）n=（qm1/qm）n（明2.1.10---1）

或ΔP/ΔP2=（qυ/qυ2）n=（qm/qm2）n（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。

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（ΔP1），与详细计算的每百米管道最大阻力降（ΔP2，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（ΔP1）

小于附表3的阻力降（ΔP2）值，泵的吸入排出管道ΔP1/ΔP2平均值为0·96，循环冷却水管道ΔP1/ΔP2平均值为0·91，

1、饱和液体吸入管道ΔP1/ΔP2的范围为0.856～1.048，平均值1.003;

2、不饱和液体吸入管道ΔP1/ΔP2的范围为0.848～0.998,平均值0.965;

3、泵的排出管道ΔP1/ΔP2的范围为0.829～0.949,平均值0.921;

4、循环冷却水管道ΔP1/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（ΔP1）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5×10-6m2/s的管道，其ΔP1/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，ΔP1/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ΔP1/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ΔP1/ΔP2的范围为0.910一1.136，平均值1.083。

2、油品运动粘度为30×10-6m2/s的管道，其ΔP1/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ΔP1/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ΔP1/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，ΔP1/ΔP2的范围为1.052～1.269平均值1.201。

3、油品运动粘度为100×10-6m2/s的管道，其ΔP1/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，ΔP1/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ΔP1/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ΔP1/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（ΔP1），小于附表5的阻力降值（ΔP2）。

1·绝对压力