HG/T 20570.9-1995 设备进、出管口压力损失计算 HG/T20570.9-1995 标准下载解压密码：www.bzxz.net

设备进、出管口压力损失计算
HG/T20570.9—95
编制单位：中国寰球化学工程公司批准部门：化学工业部，
实施日期：一九九六年九月一日编制人：
中国寰球化学工程公司杨庆兰汪清裕审核人：
中国寰球化学工程公司杨宜
化工部工艺系统设计技术中心站龚人伟1应用范围和说明
1.0.1本规定适用于单独计算设备进、出管口的压力损失。这部分阻力是系统压力降的一部分，称为局部阻力。它是由于液体经过设备的进口或出口时，流体的流速或流动方向突然发生变化，以致出现涡流，增加了流体质点的相对运动和内部摩擦作用而形成的。
1.0.2设备进、出管口的压力损失有三种表示方法：1.0.2.1采用管中流体速度头与局部阻力系数表示。1.0.2.2采用压力降表示。
1.0.2.3采用当量长度，将流体产生的局部阻力折合成相当于流体流过长度同直径的管道时产生的阻力表示。
1.0.3与流体速度头一起表示管子进、出口阻力的局部阻力系数，与设备的接管形式有关（见图7.0.1）。设备进、出口压力损失一般可按锐边进、出管口进行保守推测（速度头损失）。
1.0.4本规定除注明外，压力均为绝对压力。335
2设备进、出管口压力损失表达式2.0.1
用速度头与局部阻力系数表示的表达式ht=Ku=/2g
h一设备进、出管口压力损失，m液柱；(2.0.1)
K一局部阻力系数，取决于管道进、出口的形状配置，可查阅图7.0.1；g
一重力加速度，9.81m/s；
一流体在设备进口管或设备出口管内流速，m/s。2.0.2用压力降表示的表达式
APhipg
AP.设备进、出管口压力损失，Pa(2.0.2)
一根据上游流体的温度（T）、压力（P）和分子量（M)确定的流体密度，kg/m°;
其余符号意义同前。
式(2.0.2)通常用在以压力降表示的水力计算中。2.0.3用当量长度表示的表达式
hr=入2g
hr—设备进、出管口压力损失，m液柱；D一设备进口或出口管子的内径，m；L。—设备的管口相当于管道的当量长度，见表7.0.2，m；入——摩擦系数；
其余符号意义同前。
3.0.1可压缩流体
3计算中应注意的问题
当可压缩性流体在管中流动时，由于克服流体阻力而使压力降低，流体的体积（密度）就要发生变化。因此，对可压缩性流体进行水力计算时，必须考虑流体密度变化引起的阻力变化。在高压系统中进口或出口压力损失(按同一速度头计)所引起密度变化很小，通常可以忽略不计；而在低压系统中该压力损失所引起密度变化的影响是不能忽略的，尤其在真空系统中。3.0.2易闪蒸流体
当容器中流体的压力或液柱头发生变化时，设备进、出口管内流体在流速一定和压力降低时可能会出现闪蒸。因此，必须在容器内给以足够的液柱头和/或足够的设备进、出口管径尺寸，使之降低流体速度以防止闪蒸，从而减少流体进、出设备管口的压力损失和减少由于加速度在设备管口中产生的压力变化。337
4.0.1定义
设备进口压力损失计算
设备进口压力损失为流体从管道进入设备（如换热器或容器)的压力损失。4.0.2计算式
以图4.0.2为例来表示设备进口压力损失计算式。Pi.u
图4.0.2流体从设备进口的压力损失在容器进口内外列出能量衡算式uipzp
P2P+车
P.-—设备进口处压力，Pa;
容器内压力，Pa；
APr摩擦压力损失，Pa;
ui-流体在进口管内流速，m/s；u2
一流体在容器内流速，m/s；
一设备进口管处流体密度，kg/m(4.0.2)
假设u一0，进口管按锐边考虑，按锐边管口计，设备入口处的局部阻力系数K=1.0（见图7.0.1所示)。流体从进口管进入设备时的压力损失AP;=k\P，，正好等于流
体进口动能的损失\e，
,则Pi=P2。
5.0.1定义
5设备出口压力损失计算
设备出口压力损失为流体从设备进入管道的压力损失。5.0.2计算式
5.0.2.1气体
以图5.0.2一1表示气体自设备进入到出口管道的压力损失计算式。P.u.
图5.0.2-1流体从设备出口的压力损失在容器出口内外列出能量衡算式P,=P+ ie_e
(5.0.2—1)
假设u1=0，管口为锐边时，则摩擦压力损失（见图7.0.1,K=0.5)得出：AP/0.5X
Pi-Pz=1. 5×up
Pi—容器内压力,Pa;
P.设备出口处压力，Pa;下载标准就来标准下载网
一摩擦压力损失，Pa；
ul流体在容器内的流速，m/s;
一流体在设备出口管内的流速，m/s，u2
一设备出口管处流体密度，kg/m。(5.0.2—2)
由上述可见，流体从设备（如容器或换热器）流至出口管时，在出口管口处的出口339
压力损失，当管口为锐边管口时，可取·1.5倍的速度头。5.0.2.2液体
（1）饱和溶液一定要有足够高的工作液位来克服管口损失，以防止液体在管口处闪蒸，见图5.0.2—2所示。
图5.0.2-2饱和溶液从设备出口的压力损失密度p2=p3
设u2—0，为了防止闪蒸，必须使h>1.5X
PaP+hp2g
P3-P2-1.5X
上述各式中
-重力加速度.9.81m/s2
h-液位高度，m;
Pi一容器内液面上的压力，Pa；P，—设备出口管处的压力，Pa；P.-一设备出口管内的压力，Pa
(5.0.2—3)
(5.0.2—4)
(5.0.2—5)
注①此处的“”仅能保证克服从设备出口至出口管的压力损失，若要保证整个下游系统都不发生气化，“”应高得足以克服下游系统的全部管道压力损失。340
一设备出口管处流体的流速，m/s；u3——设备出口管内的流体速度，m/s;P2——设备出口管处流体的密度，kg/m；p3设备出口管内的流体密度，kg/m。对卧式设备，出口管多采用插入式，出口管局部系数K=0.78（见图7.0.1所示），为了防止闪蒸，必须使
P,=P+hp2g
P3=P2-1.78X
式中符号意义同前。
（2）不饱和溶液
(5.0.2—6)
(5.0.2—7)
(5.0.2—8)
不饱和溶液在流过管口时一般不会发生闪蒸，但要防止液面上的气体带入管口，所以也要保持一定液位高度，因此可按饱和溶液情况处理。（3）气-液混合物
气-液混合物的设备出口压力损失按均勾密度法和混合速度计算，计算式如下：V
4P=K×VpH
上述各式中
A—管口截面，m；
K—局部阻力系数，见图7.0.1所示；△P——设备出管口处的压力损失，Pa；(5.0.2—9)
(5.0.2—10)
(5.0.2—11)
(5.0.2-12)
(5.0.2-13)
注①此处的\\仅能保证克服从设备出口至出口管的压力损失，若要保证整个下游系统都不发生气化，“”应高得足以克服下游系统的全部管道压力损失。341
W.一一设备出管口处的液相流量，kg/s；V.-一设备出管口处的气、液相混合速度，m/s；Wv-设备出管口处的气相重量流量，kg/s;VL——设备出管口处的液相体积流量，m\/s；Vv设备出管口处的气相体积流量，m\/s；PH
一设备出管口处的气-液相均匀密度，kg/m3设备出管口处的液相密度，kg/m；设备出管口处的气相密度，kg/m。6.0.1卧式设备插入式出口管
计算举例
u=2.225m/s
620kg/ms
图6.0.1计算例图（一）
解：由于出口管为插入式，由图7.0.1得知K0.78，由此需要克服管口压力损失的液位高度为：
管口压力损失
=0.449m（小于设备内液位）
X620-2732Pa
速度和密度变化时出口压力损失蒸气-液体
U,=35.2m/s
p=4.24kg/m2
图中：A
u-23.5m/s
Pz=6.35kg/m
图6.0.2计算例图（二）
反应器：B、C-
换热器：D
u,=17.0m/s
Ps=8.67kg/m
分离器。
解：各段压力损失为：
4P=1.5×35.22
X4.24=3940Pa
4P=1.5×23.5
X6.35=2630Pa
4P=1. 5×17. 0*
X8.67-1879Pa
这里u3、0s均是按两相流计算的。344
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