管道压力降计算

输入数据:项目单位GGGGGGFG-ng1管线号-7001001700100270010027001007介质HCl1气体流量kg/h6310674406406307832气体密度kg/m31.6396.136.133.23756.133气体粘度cp0.014260.011570.011570.011460.011574气体Cp/Cv-1.3341.32641.32641.31731.32645初始压力kPa(a)808008004508006 最大允许压力降kPa/100m2020202020管道1管道长度m1001001001001002初选管径mm4015050502503绝对粗糙度 mm0.20.20.20.20.2管件Le/D145度弯头15290度弯头353180度弯头754三通（分流）405三通（合流）606闸阀（全开）77截止阀（全开）3008蝶阀（全开）209止回阀（全开）13510容器入管口2011其它管件输出数据1最终计算管径mm30020050802502管道内截面积 m20.070650.03140.001960.005020.0490633介质流速m/s20.577915.4049.374616.9336928.43144雷诺数-4193858163292824844315676737673925流动状态-完全湍流完全湍流过渡湍流过渡湍流完全湍流6摩擦系数-0.017830.019640.028870.025840.0186117管件当量长度m00000 管道压降1100m管道压降kPa9.894167.1224215.51212.5407418.397952直管段压降kPa9.894167.1224215.51212.5407418.397953局部阻力降kPa000004总压降kPa9.894167.1224215.51212.5407418.39795

一、简化计算图

1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

11

12

150m 4″100m 3″

100m 3″1m 1″

12

23

三通90°弯头

三通

二、计算过程中用到的计算公式：

R

e=354W

dμ

R

e 雷诺数，无因次

μ 流体粘度，mPa.s

W 流体的质量流量，kg/h

管壁相对粗糙度ε

d ε=0.2 d为管内径

∆P

f=6.26×103gλLW

G2

d5ρ

m

△P

f 管道摩擦压力降，kPa

g 重力加速度，9.31m/s2

λ 摩擦系数，无因次

L 管道长度，m

W

G 气体质量流量，kg/h

d 管道内直径，mm

ρ

m 气体平均密度，kg/m3

∆P

N=u

22−u

122ρ×10−3

△PN 速度压力降，kPa

u

2 u

1 出口端、进口端流体速度

ρ 流体密度，kg/m3

三、计算过程：

已知W

v = 7200m3/d μ = 0.0153mPa.s ρ = 8.825kg/m3 g = 9.31m/s2

管内径：

3号管 1″管外径33.4mm 壁厚3.38mm 管内径22.64mm

2号管 3″管外径88.9mm 壁厚5.49mm 管内径77.92mm

1号管 4″管外径114.3mm 壁厚6.02mm 管内径102.26mm

管道中没有高度差，静压力降为零。

1、 先计算1号管道压力降

摩擦压力降的计算

雷诺数：R

e1 = 354W

G1 / d

1μ = (354×2647.5) / (102.26 × 0.0153) = 5.99 × 105

相对粗糙度：ε

d =0.2

102.26 =1.96×10−3

查得：λ = 0.026

气体平均密度：ρ

m = ρ = 8.825 kg / m3

三通当量长度 L

t1 = 60d

1 = 6.14 m

摩擦压力降

△P

f1 = 6.26 × 103g(λLW

G12) / (d

15ρ

m) =

6.26 × 103 × 9.31 × (0.026 × 156.14 × 2647.52) / (102.265 × 8.825) = 16.81kPa

di管内径，mm500ρ流体密度，kg/m31000μa流体动力粘度，mPa*s

1

Q

流量，m

3

/h

1400

u流速，m/s1.982

Re雷诺数990799.7

ε罐壁的绝对粗糙度，0.3

ε/di相对粗糙度0.0006

L直管长度，m150

di直管内径，mm500

λ摩擦系数0.0180.017

ρ流体密度，kg/m31000

u流速，m/s1.982

△pf直管压力降，kPa10.60647

Le当量长度，m16080

di直管内径，mm500

λ摩擦系数0.0180.017

ρ流体密度，kg/m31000

u流速，m/s2

△pt直管压力降，kPa5.76

△pp管道压力降，kPa16.36647

设计采用值，kPa18.82145

H泵扬程参考值2湍流过渡区2501433

管道压力降计算确定流体的流动状态

直管压力降计算

局部压力降计算较高的压降值导致较高的流速，因此会导致较小的设备和较少的投资，但运行费用会

增高，较低的允许压降值则与此相反。所以，应该在投资和运行费用之间进行一个经济技

术比较。在下表中给出了常用的换热器的压降值，可供计算时参考。

管壳式换热器、空冷器和套管式换热器 术比较。在下表中给出了常用的换热器的压降值，可供计算时参考。

管壳式换热器、空冷器和套管式换热器

物 流 压 降 值

气体和蒸汽(高压) 35  70Kpa

气体和蒸汽(低压) 15  35Kpa

气体和蒸汽(常压) 3.5  14Kpa

蒸汽(真空) < 3.5Kpa

蒸汽(真空塔冷凝器) 0.4  1.6Kpa

液体 70  170Kpa

F型壳体，壳侧压降 35  70Kpa（Max.）

板翅式换热器

物流 压 降 值

气体和蒸汽 5  20Kpa

液体 20  55Kpa

对管壳式换热器也可按下表选取合理的压力降

操作情况 操作压力 合理的压力降

减压操作 P＝0  100Kpa(abs) P/10

低压操作 P＝0  70Kpa(表) P/2

管道压⼒降计算

计算国产液化⽓LPG 在管道中得压⼒降：已知运动粘度v=0.234x10-6m 2/s,密度为ρ=555kg/m 3,

管道直径DN80，流量Q max =22000kg/h,液体的流速为V=2.3m/s 。 由流量值Q=V s ρ，S=14

∏d

2

，d 为管道的内径。计算可得d=0.078m.

雷诺数Re=V d v

,v 为运动粘度。得Re=0.767×106。

相对当量粗糙度为2e d

ε=，e 取值为0.2×10-3

m(按新管道取值)

得ε=0.008。现在判断管中流态处于什么区域：10665765-ε

ε

㏒=0.284×106

（⽬前国内常⽤公式）

即其处于紊流粗糙区。则：101

2

(1.742)

ελ=

-㏒=0.028

由达西公式：2l

L v

h d 2g

λ

=，转化为压⼒降时（L 取100m ）：

△P=ρgh 1=2

L v d

2

ρλ

=52.67kp/(100m).

由于上诉e 取⾃范围0.1～0.2中得最⼤值，经计算上述的压降也是最⼤值，即 △P max =52.67 kp/(100m)根据以上步骤，同理可以计算其它液体和不同管径的压⼒降，所得结果如下：

分析：分析已有的资料，可知，在管道和粘度、密度变化不⼤，相同流速的情况下，压⼒降值波动不⼤。

现在计算⼀个由码头←→罐区的压⼒降，已知条件有，DN350，流速1.1m/s ，介质取液化⽓，按照以上的原理算得△P max=1.66 kp/(100m)。

码头←→罐区的径DN350和鹤管的N80或者DN50的压⼒降相⽐较，相差甚⼤。即鹤管处压降较⼤，损失较严重。

提问：按鹤管长度400⽶，码头←→罐区3600m 计算的话，△P max =4×47.74+36×1.66=0.25Mp.再虑饱和蒸汽压等因素，所选泵的扬程390m 是否过⾼？