阻力损失计算精选文档.docx
《阻力损失计算精选文档.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《阻力损失计算精选文档.docx（35页珍藏版）》请在冰豆网上搜索。
阻力损失计算精选文档
第五节阻力损失
1-5—1两种阻力损失
直管阻力和局部阻力化工管路主要由两部分组成：
一种是直管,另一种是弯头、三通、阀门等各种管件。
无论是直管或管件都对流动有一定的阻力，消耗一定的机械能。
直管造成的机械能损失称为直管阻力损失（或称沿程阻力损失）;管件造成的机械能损失称为局部阻力损失.对阻力损失作此划分是因为两种不同阻力损失起因于不同的外部条件,也为了工程计算及研究的方便,但这并不意味着两者有质的不同。
此外,应注意将直管阻力损失与固体表面间的摩擦损失相区别。
固体摩擦仅发生在接触的外表面,而直管阻力损失发生在流体内部,紧贴管壁的流体层与管壁之间并没有相对滑动。
图1—33阻力损失
阻力损失表现为流体势能的降低图1-33表示流体在均匀直管中作定态流动,u1=u2.截面1、2之间未加入机械能，he=0.由机械能衡算式（1-42）可知：
（1-71）
由此可知,对于通常的管路,无论是直管阻力或是局部阻力，也不论是层流或湍流，阻力损失均主要表现为流体势能的降低，即。
该式同时表明,只有水平管道，才能以（即p1—p2）代替以表达阻力损失。
层流时直管阻力损失流体在直管中作层流流动时，因阻力损失造成的势能差可直接由式（1—68）求出：
（1-72）
此式称为泊稷叶（Poiseuille）方程.层流阻力损失遂为：
（1—73）
1-5—2湍流时直管阻力损失的实验研究方法
层流时阻力损失的计算式是由理论推导得到的。
湍流时由于情况复杂得多，未能得出理论式，但可以通过实验研究,获得经验的计算式。
这种实验研究方法是化工中常用的方法。
因此本节通过湍流时直管阻力损失的实验研究,对此法作介绍。
实验研究的基本步骤如下：
（1）析因实验──寻找影响过程的主要因素
对所研究的过程作初步的实验和经验的归纳,尽可能地列出影响过程的主要因素
对于湍流时直管阻力损失hf,经分析和初步实验获知诸影响因素为:
流体性质:
密度、粘度;
流动的几何尺寸：
管径d、管长、管壁粗糙度（管内壁表面高低不平）；
流动条件:
流速u；
于是待求的关系式应为：
（1—74）
（2）规划实验──减少实验工作量
当一个过程受多个变量影响时，通常用网络法通过实验以寻找自变量与过程结果的关系。
以式（1-74）为例,需要多次改变一个自变量的数值测取hf的值而其它自变量保持不变。
这样,自变量个数越多,所需的实验次数急剧增加。
为减少实验工作量,需要在实验前进行规划,包括应用正交设计法、因次分析法等，以尽可能减少实验次数。
因次分析法是通过将变量组合成无因次数群，从而减少实验自变量的个数，大幅度地减少实验次数,因此在化工上广为应用。
因次分析法的基础是：
任何物理方程的等式两边或方程中的每一项均具有相同的因次,此称为因次和谐或因次的一致性。
从这一基本点出发，任何物理方程都可以转化成无因次形式（具体的因次分析方法可参阅附录或其它有关著作）.
以层流时的阻力损失计算式为例,不难看出，式（1—73）可以写成如下形式
（1-75）
式中每一项都为无因次项，称为无因次数群.
换言之，未作无因次处理前，层流时的阻力的函数形式为:
（1—76）
作无因次处理后,可写成
（1-77）
对照式（1-74）与式（1—75）,不难推测,湍流时的式（1-74）也可写成如下的无因次形式
（1—78）
式中即为雷诺数（Re）,称为相对粗糙度。
将式（1—74）与式（1-78）作一次比较可以看出,经变量组合和无因次化后，自变量数目由原来的6个减少到3个.这样进行实验时无需一个个地改变原式中的6个自变量，而只要逐个地改变Re、和即可。
显然,所需实验次数将大大减少，避免了大量的实验工作量。
尤其重要的是,若按式（1-74）进行实验时，为改变和,实验中必须换多种液体；为改变d，必须改变实验装置.而应用因次分析所得的式（1—78）指导实验时，要改变只需改变流速；要改变，只需改变测量段的距离,即两测压点的距离。
这是一个极为重要的特性，从而可以将水、空气等的实验结果推广应用于其它流体,将小尺寸模型的实验结果应用于大型装置.
无因次化是一项简单的工作，但由此带来的好处却是巨大的。
因此,实验前的无因次化工作是规划一个实验的一种有效手段。
（3）数据处理──实验结果的正确表达
获得无因次数群之后，各无因次数群之间的函数关系仍需由实验并经分析确定。
方法之一是将各无因次数群（、、……）之间的函数关系近似地用幂函数的形式表达,
（1-79）
此函数可线性化为
（1—80）
此后不难将、、的实验值,用线性回归的方法求出系数K、a、b的值，同时也检验了式（1-79）的函数形式是否适用。
对式（1-78）而言,根据经验,阻力损失与管长成正比，该式可改写为：
（1—81）
函数的具体形式可按实验结果用图线或方程表达。
1—5—3直管阻力损失的计算式
统一的表达方式对于直管阻力损失，无论是层流或湍流,均可将式（1—81）改写成如下的统一形式，以便于工程计算,
（1-82）
式中摩擦系数为Re数和相对粗糙度的函数,即
（1—83）
摩擦系数对Re<2000的层流直管流动,根据理论推导，将式（1—73）改写成（1—82）的形式后可得：
（Re<2000）（1—84）
研究表明，湍流时的摩擦系数可用下式计算
（1-85）
使用简单的迭代程序不难按已知Re数和相对粗糙度求出值，工程上为避免试差迭代，也为了使与Re、的关系形象化,将式（1—84）、（1—85）制成图线，见图1-34。
图1—34摩擦系数与雷诺数Re及相对粗糙度的关系
该图为双对数座标.Re<2000为层流，log随logRe直线下降，由式（1—84）可知其斜率为-1。
此时阻力损失与流速的一次方成正比。
在Re=2000～4000的过渡区内,管内流型因环境而异,摩擦系数波动。
工程上为安全计，常作湍流处理。
当Re>4000，流动进入湍流区，摩擦系数随雷诺数Re的增大而减小。
至足够大的Re数后,不再随Re而变，其值仅取决于相对粗糙度.此时式（1—85）右方括号中第二项可以略去，即
（1—86）
由于与Re数无关,由（1-82）可知,阻力损失hf与流速u的平方成正比.此区常称为充分湍流区或阻力平方区。
粗糙度对的影响层流时，粗糙度对值无影响.在湍流区,管内壁高低不平的凸出物对λ的影响是相继出现的。
刚进入湍流区时,只有较高的凸出物才对值显示其影响，较低的凸出物则毫无影响.随着Re的增大，越来越低的凸出物相继发挥作用，影响的数值.
上述现象可从湍流流动的内部结构予以解释。
前已述及,壁面上的流速为零,因此流动的阻力并非直接由于流体与壁面的摩擦产生,阻力损失的主要原因是流体粘性所造成的内摩擦。
层流流动时，粗糙度的大小并未改变层流的速度分布和内摩擦的规律,因此并不对阻力损失有较明显的影响.但是在湍流流动时，如果粗糙表面的凸出物突出于湍流核心中,则它将阻挡湍流的流动而造成不可忽略的阻力损失。
Re值愈大,层流内层愈薄，越来越小的表面凸出物将相继地暴露于湍流核心之中，而形成额外的阻力.当Re大到一定程度,层流内层可薄得足以使表面突起物完全暴露无遗，则管流便进入阻力平方区.
实际管的当量粗糙度管壁粗糙度对阻力系数的影响首先是在人工粗糙管中测定的.人工粗糙管是将大小相同的砂粒均匀地粘着在普通管壁上,人为地造成粗糙度,因而其粗糙度可以精确测定。
工业管道内壁的凸出物形状不同,高度也参差不齐，粗糙度无法精确测定。
实践上是通过试验测定阻力损失并计算值，然后由图1-34反求出相当的相对粗糙度,称之为实际管道的当量相对粗糙度。
由当量相对粗糙度可求出当量的绝对粗糙度。
化工上常用管道的当量绝对粗糙度示于表1-1。
表1-1某些工业管道的当量绝对粗糙度
管道类别
绝对粗糙度ε,
mm
管道类别
绝对粗糙度ε,
mm
金
属
管
无缝黄铜管、铜管及铅管
新的无缝钢管、镀锌铁管
新的铸铁管
具有轻度腐蚀的无缝钢管
具有显著腐蚀的无缝钢管
旧的铸铁管
0.01～0。
05
0.1～0。
2
0。
3
0。
2～0。
3
0.5以上
0.85以上
非
金
属
管
干净玻璃管
橡皮软管
木管道
陶土排水管
很好整平的水泥管
石棉水泥管
0.0015～0.01
0。
01～0.03
0.25～1。
25
0。
45～6。
0
0。
33
0.03～0.8
非圆形管的当量直径前面讨论的都是圆管的阻力损失。
实验证明,对于非圆形管内的湍流流动，如采用下面定义的当量直径代替圆管直径，其阻力损失仍可按式（1—82）和图1—34进行计算。
（1—87）
当量直径的定义是经验性的，并无充分的理论根据.对于层流流动还应改变式（1-84）中的64这一常数，如正方形管为57，环隙为96.对于长宽比大于3的矩形管道使用式（1—87）将有相当大的误差。
用当量直径计算的Re数也用以判断非圆形管中的流型.非圆形管中稳定层流的临界雷诺数同样是2000.
1—5—4局部阻力损失
化工管路中使用的管件种类繁多，常见的管件如表1-2所示.
各种管件都会产生阻力损失。
和直管阻力的沿程均匀分布不同，这种阻力损失集中在管件所在处，因而称为局部阻力损失。
局部阻力损失是由于流道的急剧变化使流动边界层分离,所产生的大量旋涡消耗了机械能.
突然扩大与突然缩小突然扩大时产生阻力损失的原因在于边界层脱体。
流道突然扩大,下游压强上升,流体在逆压强梯度下流动，极易发生边界层分离而产生旋涡,如图1—35（a）。
流道突然缩小时,见图1—35（b），流体在顺压强梯度下流动,不致发生边界层脱体现象。
因此,在收缩部分不发生明显的阻力损失。
但流体有惯性，流道将继续收缩至A-A面,然后流道重又扩大。
这时，流体转而在逆压强梯度下流动，也就产生边界层分离和旋涡。
可见,突然缩小造成的阻力主要还在于突然扩大。
图1—35突然扩大和突然缩小
其它管件,如各种阀门都会由于流道的急剧改变而发生类似现象，造成局部阻力损失.
局部阻力损失的计算──局部阻力系数与当量长度局部阻力损失是一个复杂的问题，而且管件种类繁多,规格不一，难于精确计算。
通常采用以下两种近似方法。
（1）近似地认为局部阻力损失服从平方定律
（1-88）
式中为局部阻力系数，由实验测定。
（2）近似地认为局部阻力损失可以相当于某个长度的直管,即
（1—89）
式中为管件的当量长度,由实验测得。
常用管件的和值可在图1—36至图1-38和表1—2中查得.必须注意,对于突然扩大和缩小,式（1—88）和式（1—89）中的u是用小管截面的平均速度.
显然,式（1—88）、式（1-89）两种计算方法所得结果不会一致,它们都是近似的估算值。
实际应用时,长距离输送以直管阻力损失为主；车间管路则往往以局部阻力为主。
图1-36分流时三通的阻力系数
图1-37合流时三通的阻力系数
例1-3阻力损失的计算
溶剂由敞口的高位槽流入精馏塔（图1-39）。
进液处塔中的压强为0.02MPa（表压）,输送管道为Φ38×3无缝钢管,直管长8m。
管路中装有90°标准弯头两个，180°回弯头一个，球心阀（全开）一个。
为使液体能以3m3/h的流量流入塔中，问高位槽所应放置的高度即位差Z应为多少米？
操作温度下溶剂的物性为：
密度=861kg/m3，粘度=0.643×10-3Pa·s
解：
取管出口处的水平面作为位能基准,在高位槽液面1—1与管出口截面2—2间列机械能衡算式得:
溶剂在管中的流速
图1—39例1—3附图
取管壁绝对粗糙度=0。
3mm,=0。
00938;
由图1—34查得摩擦系数=0.039.由表1—2查得有关管件的局部阻力系数分别是:
进口突然收缩=0。
5
90°标准弯头=0.75
180°回弯头=1。
5
球心阀（全开）=6.4
所求位差
本题也可将截面2取在管出口外端，此时流体流入大空间后速度为零。
但应计及突然扩大损失=1,故两种方法的结果相同。
工程上计算阻力时，若能估计出管路在使用中的腐蚀情况,就应按此估计的值以查取，而不能用新管的。
更常用的方法是采用安全系数，即用新管的查出后,按使用情况将乘上一个大于1的安全系数。
如平均使用5～10年的钢管，其安全系数取1。
2～1。
3，以适应粗糙度的变化.
第六节流体输送管路的计算
在前几节中已导出了连续性方程式、机械能衡算式以及阻力损失的计算式。
据此,可以进行不可压缩流体输送管路的计算.对于可压缩流体输送管路的计算，还须用到表征气体性质的状态方程式。
管路按其配置情况可分为简单管路和复杂管路。
前者是单一管线,后者则包括最为复杂的管网。
复杂管路区别于简单管路的基本点是存在着分流与合流。
本节首先对管内流动作一定性分析,然后介绍简单管路和典型的复杂管路的计算方程。
1—6—1阻力对管内流动的影响
简单管路图1—40为典型的简单管路。
设各管段的管径相同，高位槽内液面保持恒定，液体作定态的流动.
该管路的阻力损失由三部分组成：
hf1-A、hfA-B、hfB-2.其中hfA—B是阀门的局部阻力。
设起初阀门全开，各点虚拟压强分别为、、和。
因管径相同，各管段内的流速u相等。
图1-38管件和阀件的当量长度共线图
现将阀门由全开转为半开，上述各处的流动参数发生如下变化：
1。
阀关小，阀门的阻力系数增大，hfA—B增大,出口及管内各处的流量V随之减小。
2。
在管段1-A之间考察,流量降低使hf1-A随之减小，A处虚拟压强将增大。
因A点高度未变，的增大即意味着压强pA的升高。
3。
在管段B-2之间考察,流量降低使hfB-2随之减小，
图1-40简单管路虚拟压强将下降。
同理,的下降即意味着压强pB的
减小。
由此可引出如下结论：
1。
任何局部阻力系数的增加将使管内的流量下降；
2。
下游阻力增大将使上游压强上升；
3.上游阻力增大将使下游压强下降；
4.阻力损失总是表现为流体机械能的降低，在等径管中则为总势能（以虚拟压强表示）的降低。
其中第2点应予特别注意,下游情况的改变同样影响上游。
这充分体现出流体作为连续介质的运动特性，表明管路应作为一个整体加以考察.
分支管路现考察流体由一条总管分流至两支管的情况，在阀门全开时各处的流动参数如图1-41所示。
现将某一支管的阀门（例如阀A）关小，增大,则
1．考察整个管路，由于阻力增加而使总流量V0下降，上升；
2.在截面0至2间考察，尽管上升，但因增大,而使V2下降；
3。
在截面0至3间考察，的上升,不变，而使V3增加。
图1-41分支管路由此可知，关小阀门使所在的支管流量下降，与
之平行的支管内流量上升，但总管的流量还是减少了。
上述为一般情况，但须注意下列两种极端情况：
1.总管阻力可以忽略、支管阻力为主：
此时≈且接近为一常数。
阀A关小仅使该支管的流量发生变化,但对支管B的流量几乎没有影响，即任一支管情况的改变不致影响其它支管的流量。
显然,城市供水、煤气管线的铺设应尽可能属于这种情况。
2.总管阻力为主、支管阻力可以忽略：
此时与下游出口端虚拟压强或相近，总管中的总流量将不因支管情况而变。
阀A的启闭不影响总流量，仅改变了各支管间的流量的分配。
显然这是城市供水管路不希望出现的情况。
汇合管路图1—42为最简单的汇合管路，设下游阀门全开时两高位槽中的流体流下在0点汇合。
现将阀门关小，V3下降，交汇点0虚拟压强升高。
此时V1、V2同时降低，但因＜,V2下降更快.当阀门关小至一定程度，因=，致使V2=0；继续关小阀门则V2将作反向流动。
综上所述，管路应视作一个整体。
流体在沿程各处的压强或势能有着确定的分布，或者说在管路中存在着能量的平衡.任一管段或局部条件的变化都会使整个管路原有的能量平衡遭到破坏，须根据新的条件建立新的能量平衡关系。
管路中流量及压强的变化正是这种能量平衡关系发生变化的反映。
图1—42汇合管路
1-6-2管路计算
简单管路的数学描述参见图1—40所示的简单管路,表示管路中各参数之间关系的方程只有三个：
质量守恒式（a）
机械能衡算式（b）（1—90）
或
摩擦系数计算式（c）
当被输送的流体已定，其物性、已知,上述方程组共包含9个变量（V、d、u、、、、l、Σ、）。
若能给定其中独立的6个变量,其它3个就可求出。
管路计算按其目的可分为设计型计算与操作型计算两类。
不同类型的计算问题所给出的已知量不同，计算方法都是解上述联立方程组，但两类计算问题有各自的特点.
简单管路的设计型计算设计型计算一般是管路尚未存在时给定输送任务，要求设计经济上合理的管路。
典型的设计型命题如下:
设计要求：
规定输送量V，确定最经济的管径d及须由供液点提供的势能。
给定条件：
（1）供液与需液点间的距离，即管长；
（2）管道材料及管件配置,即及Σ；
（3）需液点的势能.
在以上命题中只给定了5个变量,方程组（1-90）仍无定解,设计人员必须再补充一个条件才能满足方程求解的需要。
例如,对上述命题可指定流速u,计算管径d及所需的供液点势能.指定不同的流速u，可对应地求得一组d和.设计人员的任务就在于从这一系列计算结果中，选出最经济合理的管径dopt.由此可见，设计型问题一般都包含着“选择”或“优化”的问题.
对一定流量，管径d与成反比。
流速u越小，管径越大，设备费用就越大。
反之，流速越大，管路设备费用固然减小，但输送流体所需的能量则越大,这意味着操作费用的增加。
因此，最经济合理的管径或流速的选择应使每年的操作费与按使用年限计的设备折旧费之和为最小，如图1—43所示.图中操作费包括能耗及每年的大修费，大修费是设备费的某一百分数,故流速过小、管径过大时的操作费反而升高.
原则上说,为确定最优管径，可选用不同的流速作为方案计算，从中找出经济、合理的最佳流速（或管径）。
对于车间内部的管路，可根据表1—3列出的经济流速范围,经验地选用流速，然后由式（1—90a）算出管径。
再根据管道标准进行圆整。
在选择流速时,应考虑流体的性质。
粘度较大的流体（如油类）流速应取得低些；含有固体悬浮物的液体，为防止管路的堵塞，流速则不能取得太低。
密度较大的液体，流速应取得低，而密度很小的气体，流速则可比液体取得大得多。
气体输送中，容易获得压强的气体（如饱和水蒸汽）流速可高；而一般气体输送的压强得来不易，流速不宜取得太高.对于真空管路，流速的选择必须保证产生的压降低于允许值。
有时，最小管径要受到结构上的限制，如支撑在跨距5米以上的普通钢管,管径不应小于40毫米。
图1-43管径的最优化
表1—3某些流体在管道中的常用流速范围
流体种类及状况
常用流速范围，m/s
流体种类及状况
常用流速范围,m/s
水及一般液体
粘度较大的液体
低压气体
易燃、易爆的低压气体（如乙炔等）
1~3
0.5～1
8～15
＜8
压强较高的气体
饱和水蒸气：
8大气压以下
3大气压以下
过热水蒸气
15~25
40~60
20～40
30~50
例1—4泵送液体所需的机械能
用泵将地面敞口贮槽中的溶液送往10m高的容器中去（参见图1-44），容器的压强为0.05MPa（表压）。
经选定，泵的吸入管路为φ57×3.5mm的无缝钢管，管长6m,管路中设有一个止逆底阀,一个90°弯头。
压出管路为φ48×4mm无缝钢管，管长25m，其中装有闸阀（全开）一个，90°弯头10个.操作温度下溶液的特性为：
=900kg/m3；=1.5mPa·s
求流量为4。
5×10—3m3/s时需向单位重量（每牛顿）液体补加的能量.
解：
从1—1截面至2—2截面作机械能衡算式（参见式1—48），
图1-44例1—4附图
可得
而
吸入管路中的流速
管壁粗糙度取0.2mm，=0。
004，查图1—34得=0.021。
吸入管路的局部阻力系数Σ=（0.75+10）=10.75
压出管路中的流速
取=0。
2mm，，=0.020,Σ=0.17+10×0.75=7。
67
单位重量流体所需补加的能量为
=15。
7+16。
7=32。
4J/N
简单管路的操作型计算操作型计算问题是管路已定，要求核算在某给定条件下管路的输送能力或某项技术指标。
这类问题的命题如下：
给定条件：
d、、Σ、、（即）、（即）;
计算目的：
输送量V；
或给定条件:
d、、Σ、、、V
计算目的：
所需的；
等等.计算的目的不同,命题中需给定的条件亦不同。
但是，在各种操作型问题中，有一点是完全一致的，即都是给定了6个变量，方程组有唯一解.在第一种命题中，为求得流量V必须联立求解方程组（1-90）中的（b）、（c）两式，计算流速u和，然后再用方程组中的（a）式求得V。
由于式（1—85）
或图1-34系一个复杂的非线性函数,上述求解过程需试差或迭代.
由于的变化范围不大,试差计算时,可将摩擦系数作试差变量。
通常可取流动已进入阻力平方区的作为计算初值。
例如，当已知d、、Σ、、、,求流量V，其计算步骤可用图1—45的框图表示.其中的迭代过程实际上就是非线性方程组（1—90）的求解过程。
必须指出，的非线性是使求解必须用试差或迭代计算的根本原因。
当已知阻力损失服从平方或一次方定律时,则可以解析求解，无需试差.在以后各章我们将看到，描述各种化工单元操作过程的方程式多数为复杂的非线性函数。
因此，操作型问题常需试差求解是其特点。
图1—45迭代法求流量的框图
例1-5简单管路的流量计算
图1—46为一输水管路.液面1至截面3全长300m（包括局部阻力的当量长度），截面3至液面2间有一闸门阀,其间的直管阻力可以忽略。
输水管为φ60×3.5mm水煤气管，。
水温20℃。
在阀门全开时，试求:
（1）管路的输水量V；
（2）截面3的表压p3,以水柱高度表示。
解：
（1）本题为操作型问题，输送管路的总阻力损失以给定，即
=9。
81×10=98.1J/kg
查图1—34，设流动已进入阻力平方区,取初值=0.028。
闸门阀全开时的局部阻力系数=0。
17
出口突然扩大=1.0
以截面1与2列机械能衡算式
图1-46例1-5附图
由附录查得20℃的水=1000kg/m3，=1mPa·s
查图1-34得=0。
030，与假设值有些差别。
重新计算速度如下：
查得=0.030，与假设值相同，所得流速u=1。
07m/s正确。
流量
（2）为求截面3处的表压，可
升级会员 