按最低成本估算液体管线的最佳管径、压降及流速.docx

1、按最低成本估算液体管线的最佳K管径、压降及流速千庭甘仞中国石化咨询公司(100088)陈允中部祖光编译、管线设计是任何装置设计都要遇到的问题，设计时，有时可能依据流速，有时考虑单位长度管子和压降。一个典型的管段如图1所示。其中可能引起压降的因素有设备(如换热器)、仪表(如流量计和管线。在讨论之前，对此典型管段作如下一些说明和假设：引起班降的原因1. 设备2. 仅表图1一个典型的管段(1) 管内流速恒定J(2) 状态紊流，摩擦系数值定，为0.015;(3) 管段总的基建费用三倍于设备和管子费用之和；(4) 除泵之外的操作费用不变；(5) 管线成本可用管内径(ID的线性函数表示；(6) 泵与其它设

2、备费用在优化中不变；(7) 管段仅以安装一个控制阙为限，其压降是设备、仪表、管线总压降的1/2,加，减压时对翠:的吸附容成减少的特性。利用这种特性，采用变压吸附法进行氧、钮分离，即加压吸附，减压解析的快速循环过程。增加压力时，破分子筛大最吸附氧，这时就有大量的氮富集于不吸附相中并释放出来，这样就分离出所需要的浓集的氯气。碳分子筛制氮机分为高压吸附常压解析和低压吸附真空解析二种，分别适用于不同领(8除控制润外,设备和仪表的压降不变3(9)年运行时间8000h,(10)电费0.05$/kW-ho根据上述几点假设测算如下， 管线费用Cp=S+a：)L其中t一管内径；乙一管长；但、。，一成本系数。 如

3、以Cx表示管段内设备费(包括蒙)，旦为不变值，则管段总基建投资为Cc=3.0(Cx+CQ。不难看出，G也是管内径的函数。 如以APx表示全部设备、仪表的压降，AR.表示管压降，刖控制阙压降可升为：APcv=0.5(APx+Pl) 若以Cox表示管段内除泵之外设备的年的操作费用，则C”为定值。若年泵的操作费用设为C”，计为：C.p=a3(8000/V)(Hp)(0.7457)Hp=g(AP)/(1714E)这里，再一每kWh电费3N-操作年数；HP一泵功率，马力；9一液体流,gaL/minjAP一泵的压差，psijE一泵效率。进一步AP=1.5APX+1.5APl4-(Pf-P.)域。其流程图见

4、图1、图2。碳分子筛制氮装置由空气预处理、碳分子筛变压吸附部分、电控部分、气动阀组组成。由PC机对工作过程自动控制，并有测氧仪可对产品(氛气)中的氧气含世进行连续测量。用碳分子饰制氮，特别适合中小企业的需要，是一项很有发展前途的新技术。(收孺日期19940417)APx与(Pf-P.)为定值，白/可表示为：APL=p£/308491.76DI111,ilII30100?00100030001005030000100000佳速度七，由V.对Q及相关系数F,对£与V之关系作成图6、图7。上述讨论均以泵的出口管线为对象。事实上，讨论的结果也可应用于使压降最小，甚至无泵的任何输送液

5、体的管线。对于这种情况，在计算时，我们可在管段开始部位设置一个假想泵。因为管线总要有一个压降AR.和与其相其中：P液体密度。由以上几式可以看出是管内径D、流量“京效率£、电费和操作年数N的函数。该管段忌的操作费用C则可表示为：C°=C"x+C°p因此操作年内.管段总的费用为：ClCo+g由于G与G均是D的函数，因此对最佳管尺寸应存在：dCJdD=dC/dD+dCJdD=O经运算，最佳管内径Do为：D="SE(aJa”/5.732Hx(NW=D、xFd(1)Fd=(N/£"一旦找出最佳管内径则可计算最佳压降APU和最佳液体速度

6、VneAPl。="'"30)5/49.84820'x(£/""=A"p(2)F=(E/N)小/,=13.42235(aJa,5/Q"'x(£/")“，=乙x巴(3)F,=(E/N)w有意思的是最佳速度乙与液体密度有关，而与流髭无关。最佳管径m、最佳流速匕均与管长度L无关。应该指出，市场上出售的碳钢无缝管及焊接管价格符合管线费用】线性公式。对无缝管，6或小于6inC,=0.965OL624inC,=(-12.5+3.OD)L对焊接管：648inCp=(-55+175D乙对于最佳管子内

7、径D。,由D,对g及相关系数巳对£与W之关系作成图2、图3。对于最佳管压降APl#,由APLm对g及相关系数F,对£与川之关系作成图4、图5。对最L一-一>4in,Iml汴：操作年散IW7泵岐率IE；=1.0果牧攀不址”城住管内径泵效率泵效率图3最佳管内怒相关因数图£龈佳管内径，E-1.04Mo四=】0也1-233o1001000J00010X330WCKO003液休疏量/"Imia*'注：操作年tl仲=|案效率秒=】0对泵效率不是以最佳管压降?«.o>I=（户9E=）3|i>IIlli*1!1_ld"亡ul

8、o*"1&修.度图6最佳液体流速（管内），E=1.0216ooO.0.¥>%0.01图4最佳管压降，E=1.0020.3妥效木图5最佳管压降相关因数适应的费用，因此设置一个嘏想泵就有道理。式1）和图2、图3表明最佳管内径D,不是不变的，它与管长无关。最佳管内径D.与液体体积流量的1/2次方、液体密度的1/6次方、电费及所考虑操作年数的1/6次方或正比:图7最佳管液体流速相关因数反比于泵效率及管成本率5的1/6次方。一般情况下，大流量、高密度需要较大的最佳管径。高电费及较长的操作年限，较低的泵效率和较低的管子费用也导致要求较大的管内径.由式（2）和图4、图5可知

9、，每100ft长管子的最佳压降不是定数。它与液体体积流量的平方根、电费的5/6次方和所考虑的操作年数5/6次方成反比，而与液体密度的1/6次方、泵效率5/6次方和管子成本率J成正比变化。因此，小流量和高密度导致较大的最佳压降，低电费、操作年数少及高泵效和高管子成本也导致较大的最佳管压降。由式（3）和图6、图7可知，管内最佳流速不是一个定数。它与流量、管子长度无关.与宓度的1/3次方、电费和考虑的操作年数成反比：与泵效率的1/3次方和管子成本率a2成正比变化。作为结论可以说I较低密度的液体可以有较大的最佳流速；低电费、操作年数少、高泵效和高管子成本率也要求管内有较高的最佳液速。在图2图7上，使用

10、者可预先估计操作年数和乘效率。而图8图10则更易于应用，这些图固定了操作年数为一年和泵效率为75%,不同泵效率的相关系数则表示在图11。应该指出，图2、图4或图8与图10是以管内径为连续数划出的。实际上，管内径是不连续的。应用上述诸图时可以简化一些步骤。首先用图2或图8找出最佳管内径然后圆整D.得到一个可以生产供货的内径值。再应用下列两式来关联由图4和图6或图9与图10查出的最佳管压降与液速，求出APl和匕APl=（APl）,（劣/）'v=y,（DjDT此处的（APl）,或V1分别是由图4和图9或图6和图10读出的最佳管压降或速度。Dr则是由图2和图8查出的最隹管内径。则为圆整后的管内

11、径值。如果所求管线输送液体的温度是变化的，在使用方法上，可将管段分成若干小段，这样每段的温度就近似恒定。对温度不变的小管段应用讨论过的方法，其他管段则可作为设备处理。>2in厂建管W注：操作年散w=i/拿效率（Il=o75甘栗效率下是0”的情况：最桂内径。=S9ffi=0.?65d>Fd见攫H颁骨>6Ji_愤符<6ir.比敢14、7OSC81052£>冬OHMBso玄h石-w«tlir;lml<Iinj!103010030010003OGO10DOO303。IOCWO.液体流磁/C»lmio_,液体流量/gilK.I&图

12、8最佳管内径，E=0.75J03-«<。0一(SZ05曹。.-d?fc.HsrT5图9最佳管线压降，E=0.75如果管段内无控制阀，由式（1）和图2与图8计算的最佳管内径除以1.07。由式（2）或图4与图9计算的最佳管压降乘以1.402.由式（3）或图8和图11计算的最佳液速乘以1.1447。-Jf笞="嵬ntw艇e*M<I-Jf笞="嵬ntw艇e*M<I图10管内最佳液速，E=0.75图11图5、图6、图7的各相关因数所有已有的计算假定，液体流都是处于摩携系数为0.015的紊流区。这对大多数装置的管线是适用的。然而，如果摩擦系数不是0.015,

13、那么最佳管内径的校正系数是】D.=0（OO】5）i"对于素流流动，摩擦系数随管大小变化（表1）。一般摩擦系数的校正较/卜，在10%以内。表1清洁管内的全来流流动的摩擦系敷管尺寸库演系Ifcf10.02320.01930.01840.01760.0158100.01412160.01313240.01230360.0H48o.nio尽管上述讨论是以碳钢管为对象，但对合金钢管，式Cp=（a1+a,P）L中用不同管子成本系数。如若找出合金管线性成本公式，则下式可用于计算最佳管内径。a,是碳钢管成本公式系数。在开始的几点说明中，假定管段总的基建成本为设备和管子成本之和的3倍。根据管线系统的复杂程度，基建成本系数可能不是3,对这种情况，F式可用来校正最佳管内径，0=0（3/孔"已是特殊管线系统的成本系数。图7图10是基于运行一年的管系统，对于操作年数为"