蒸汽网路水力计算

1、蒸汽网路系统一、蒸汽网路水力计算的基本公式计算蒸汽管道的沿程压力损失时，流量、管径与比摩阻三者的关系式如下-30.2525.25Pa/m （9-1）R = 6.88 K10 (Gt/ d)，0.04760.3810.19m （9-2）d = 0.387 KGt/ ( R) ，0.52.625/ K0.125，t/h （9-3）Gt = 12.06 ( dR)式中 R 每米管长的沿程压力损失（比摩阻），Pa/m ；Gt 管段的蒸汽 质量流量，t/h；管道的内径，m； 蒸汽管道的当量 绝对粗糙度，m，取K=0.2mm=2 10-4 m； 管段中蒸汽的密度， Kg/m 3。为了简化蒸汽管道水力 计算

2、过程，通常也是利用计算图或表格进行计算。给出了蒸汽管道水力 计算表。二、蒸汽网路水力计算特点11、热媒参数沿途 变化较大蒸汽供热过程中沿途蒸汽 压力 P 下降，蒸汽温度 T 下降，导致蒸汽密度 变化较大。2、值改变时，对 V、R 值进行的修正在蒸汽网路水力 计算中，由于网路长，蒸汽在管道流动过程中的密度 变化大，因此必须对密度 的变化予以修正 计算。如计算管段的蒸汽密度 sh与计算采用的水力 计算表中的密度 不相同，则bi应按下式对附表中查出的流速和比摩阻 进行修正。vsh = ( bi / sh)bi vm/s （9-4）Rsh = ( bi / sh)bi R Pa/m （9-5）式中符号

3、代表的意 义同热水网路的水力 计算。3、K 值改变时，对 R 、L d 值进行的修正（1）对比摩阻的修正 、当蒸汽管道的当量 绝对粗糙度 Ksh 与计算采用的蒸汽水力 计算表中的Kbi=0.2mm 不符时，同样按下式进行修正：Rsh=(K sh / Kbi )0.25 biR Pa/m （9-6）2式中符号代表意 义同热水网路的水力 计算。（2）对当量长度的修正蒸汽管道的局部阻力系数，通常用当量长度表示，同样按下式进行计算。即1.250.25) （9-7）Ld = d/9.1= (d/K室外蒸汽管道局部阻力当量长度 L d 值，可按热水网路局部阻力当量 长度表示。但因 K 值不同，需按下式进行

4、修正。L sh.d = (K bi / Ksh)0.25 Lbi.d= (0.5/0.2)0.25 Lbi.d=1.26 bi.Ldm式中符号代表意 义同热水网路的水力 计算。当采用当量 长度法进行水力计算，蒸汽网路中计算管段的 总压降为P= R(L + L d) = RL zhPa （9-9）式中 L zh 管段的折算 长度， m。【例题 9-1】蒸汽网路中某一管段，通过流量 Gt=4.0 t/h ，蒸汽平均密度 =4.0kg/m3。（1）如选用 1084的管子，试计 算其比摩阻 R 值。（2）如要求控制比摩阻 R 在 200Pa/m以下，试选用合适的管径。3【解】（1）根据的蒸汽管道水力计

5、算表（bi =1.0 kg/m3），查出当 Gt=4.0t/h，公称直经 DN100 时，Rbi = 2342.2 Pa/m ；vbi = 142 m/s管段流过蒸汽的实际密度 sh=4.0 kg/m3。需要进行修正，得出实际的比摩阻Rsh 和流速 vsh 值为vsh = ( bi / sh)bi =v (1/4) 142 = 35.5m/sRsh = ( bi / sh)bi R= (1/4) 2342.2 = 585.6 Pa/m（2）根据上述计算可见，在相同的蒸汽质量流量 Gt 和同一管径 d 条件下，流过的蒸汽密度越大，其比摩阻R 及流速 v 值越小，呈反比关系。因此，在蒸汽密度 =4

6、.0kg/m3，要求控制的比摩阻 为 200Pa/m以下，因表中蒸汽密度 为 =1.0kg/ m3 ，则表中控制的比摩阻 值，相应为 200（4/1）= 800 Pa/m以下。根据，设 =1.0kg/ m3，控制比摩阻 R 在 800Pa/m 以下，选择合适的管径，得出应选用的管道的公称直径 为 DN125mm，相应的 Rbi 值及 vbi 值为Rbi = 723.2 Pa/m ；vbi = 90.6 m/s最后，确定蒸汽密度 =4.0kg/ m3 时的实际比摩阻及流速 值。Rsh = ( bi / sh)bi R= (1/4) 723.2 = 180.8 Pa/m 200mm 时，80m/s

7、公称直径 DN200mm 时，50m/s饱和蒸汽：公称直径 DN200mm 时，60m/s公称直径 DN200mm 时，35m/s5.计算管段的局部阻力当量长度及管段 压力降a.按所选的管径，计算管段的局部阻力 总当量长度 L d.由局部阻力系数 查，注意K 值引起的修正。b. 计算管段的 实际压力降，Psh = Rsh (L+Ld)Pa。6.较核管段的平均密度a.计算管段末端的 压力值 Pm= Ps - Psh， Pa （9-16）8查得相应 Pm条件下的 m值 。b.计算管段的平均密度pj= ( s+ m) / 2， kg / m3 （9-17）c.与开始假 设平均密度 pj 进行比较,如

8、两者相等或差 别很小，则该管段的水力计算过程结束，进行下一管段的 计算，如两者差别较大，则应重新假设 ，然pj后按同一 计算步骤和方法 进行计算，直到两者相等或差 别很小为止，重新假设的 = 。由此蒸汽网路主干 线所有管段逐次 进行水力计算。pjpj7.分支管路的水力 计算（计算方法同上）由主干 线计算结果而确定支 线始端压力；由用户用汽压力确定支 线末端压力，重复步骤（2)-（6）。五、计算例题【例题 9-2】 某工厂区蒸汽供 热管网，其平面布置图见下图。锅炉出口的饱和蒸汽表 压力为 10bar。各用户系统所要求的蒸汽表 压力及流量列于 图 9-1上。试进行蒸汽网路的水力 计算。主干线不考虑

9、同时使用系数。图 9-1 例题 9-1 附图【解】从锅炉出口到用 户 3 的管线为主干线则 Rpj =P/ L(1+j) =(10 - 7)5 /(5100+300+100)(1+0.8) = 185.2 Pa/m式中 pj = 0.8，采用的估算数值。91.已知锅炉出口的蒸汽 压力，进行管段 1 的水力计算首先计算锅炉出口的管段。预先假设管段 1 末端的蒸汽 压力。假设时，可按平均比摩阻，按比例 给定末端蒸汽 压力。如P m1 = Ps1 PL1/L= 10 (10-7) 500 / 900 = 8.33 bar将此假设的管段末端 压力 Pm 值，列入表 9-1，第8 栏中。2.根据管段始、

10、末端的蒸汽 压力，求出该管段假设的平均密度pj = ( s+ m) / 2 = ( 11 + 9.8.33) / 2= (5.64 + 4.81) / 2= 5.225kg/m33.将平均比摩阻 换算为水力计算表 bi = 1kg/m 3 条件下的等效 值，即Rbi pj= pj pjR = 5.225 185.2 = 968Pa/m将 R 值列入表内。bipj4.根据 R 的大致控制 值，利用，选择合适的管径bipj对管段 1：蒸汽流量Gt = 8.0 t/h，选用管子的公称直径DN150mm，相应的比摩阻及流速 值为：Rbi = 1107.4 Pa/m ；vbi = 126 m/s将此值分

11、别列入表 9-1 中 11 和 12 栏中。5.根据上述数据，换算为实际假设条件下的比摩阻及流速值Rsh = (1 / pj ) Rbi = (1 / 5.225) 1107.4 = 211.9Pa/mvsh = (1 / pj) vbi = (1 / 5.225) 126 = 24.1m/s106.根据选用的管径 DN150mm ，按，求出管段的当量长度 L d 值及其折算 长度 L zh值管段 1 的局部阻力 组成有：1 个截止阀，7 个方形补偿器（锻压弯头）。查Ld = (24.6 + 7 15.4) 1.26 = 166.8 m管段 1 的折算长度Lzh = L + Ld = 500

12、+ 166.8 = 666.8 m将 L d 及 L zh 值分别列入表 5 和 6 栏中。7.求管段 1 在假设平均密度 pj 条件下的 压力损失，列入表第 15 栏中。Psh = Rsh zhL= 211.9 666.8 = 141295Pa1.41bar8.求管段 1 末端的蒸汽表 压力，其值列入表第 16 栏中Pm = Ps Psh = 10 1.41 = 8.59 bar，是否与原先假定的平均蒸汽密度 相符9.验算管段 1 的平均密度 pjpjpj= ( s+ m) / 2 = ( 11 + 9.59) / 2= (5.64 + 4.93) / 2 = 5.285kg/m3原假定的蒸

13、汽平均密度pj = 5.225 kg/m3，两者相差较大，需重新计算。重新计算时，通常都以计算得出的蒸汽平均密度pj，作为该管段的假 设蒸汽平均密度 pj。再重复以上计算方法，一般重复一次或两次，就可 满足 pj= pj的计算要求。管段 1 得出的计算结果，列在表 9-1 中。假设平均蒸汽密度 pj = 5.285kg/m3，计算后的蒸汽平均密度= 5.29 kg/m3。两者差别很小，计算即可停止。pj1110.计算结果得出管段 1 末端蒸汽表 压力为 8.6bar，以此值作为管段 2 的始端蒸汽表压力值，按上述计算步骤和方法进行其它管段的 计算。主干线的水力计算结果见表所列。用户 3 入口处

14、的蒸汽表 压力为 7.24bar，稍有富裕。主干线水力计算完成后，即可进行分支线的水力计算。以通向用户 1 的分支线为例，进行水力计算。11、分支线的水力计算（1）.根据主干 线的水力计算 主干线与分支线节点的蒸汽表 压力为 8.6 bar，则分支线 4 的平均比摩阻 为Rpj = (8.65 7.0) / 120(110 + 0.8) = 704.7Pa/m（2）.根据分支管始、末端蒸汽 压力，求假设的蒸汽平均密度pj =( 9.6 + 8.0) / 2 = (4.94+ 4.16) / 2 = 4.55 kg/m3（3）.将平均比摩阻 Rpj值换算为水力计算表 bi= 1kg/m 3 条件

15、下的等效 值Rbi pj= pj pjR= 4.55740.7 = 3370 Pa/m（4）.根据 bi = 1kg/m 3 的水力计算表，选择合适的管径蒸汽流量 G4 = 3.0 t/h，选用管子 DN80mm，相应的比摩阻及流速 为Rbi = 3743.6 Pa/m ；vbi = 158 m/s（5）.换算到在实际假设条件 下的比摩阻及流速 值shRsh = (1 / pj )bi R= (1 / 4.55 ) 3743.6 = 822.8Pa/m12vsh = (1 / pj)bi v= (1 / 4.55 ) 158 = 34.7 m/s（6）.计算管段 4 的当量长度及折算 长度管段

16、 4 的局部阻力的 组成：1 个截止阀、1 个分流三通、2 个方形补偿器。当量长度 L d = 1.26 (10.2 + 3.82 +2 7.9) = 37.6 m折算长度 Lzh = L + L d = 120 + 37.6 = 157.6 m（7）.求管段 4 的压力损失Psh = RshzhL= 822.8 157.6 = 1296731Pa.3bar（8）.求管段 4 的末端蒸汽表 压力Pm = Ps Psh = 8.6 1.3 = 7.3 bar（9）.验算管段 4 的平均密度 pj3， 与 相差 较大，需再次计算。再原假定的蒸汽平均密度 pj = 4.55kg/mpjpj次计算结果

17、列入表中。最后求得到达用 户 1 的蒸汽表 压力为 7.32bar，满足使用要求。（10）.通向用户 2 分支管线的管段 5 的水力计算，见水力计算表所示。用户 2 处蒸汽表压力为 7.15bar，满足使用要求。8.5室内低压蒸汽供暖系 统路的水利 计算方法和例 题一、室内低压蒸汽共暖系 统水力计算原则和方法13在低压蒸汽供暖系 统中，靠锅炉出口处蒸汽本身的 压力，使蒸汽沿管道流动，最后进入散热器凝结放热。1.水力计算原则蒸汽在管道流 动时 ，同样有摩擦压力损失Py 和局部阻力 损失Pj 。计算蒸汽管道内的 单位长度摩擦压力损失（比摩阻）时，同样可利用达西 维斯巴赫公式 进行计算。即2R=（

18、/d） ( v/2)Pa/m式中符号同前。在利用上式 为基础进行水力计算时，虽然蒸汽的流量因沿途凝 结而不断减少，蒸汽的密度也因蒸汽 压力沿管路降低而 变小，但这变化并不大，在计算低压蒸汽管路 时可以忽略，而认为每个管段内的流量和整个系统的密度 是不变的。 在低压蒸汽供暖管路中，蒸汽的流 动状态处于紊流过度区，其摩擦系数 值可按第四章公式 进行计算。室内低压蒸汽供暖系 统管壁的粗糙度K=0.2mm。给出低压蒸汽管径 计算表，制表时蒸汽的密度取 值 0.6Kg/m3 计算。低压蒸汽供暖管路的局部 压力损失的确定方法与 热水供暖管路相同，各构件的局部阻力系数值同样可按确定，其动压头值 可见。14在

19、散热器入口处，蒸汽应有 1500-2000Pa的剩余压力，以克服阀门和散热器入口的局部阻力，使蒸汽 进入散热器，并将散热器内的空气排出。2.水力计算方法在进行低压蒸汽供暖系 统管路的水力 计算时，同样先从最不利的管路开始，亦即从锅炉到最远散热器的管路开始 计算。为保证系统均匀可靠地供暖，尽可能使用 较低的蒸汽 压力供暖，进行最不利的管路的水利计算时，通常采用控制比压降或按平均比摩阻方法 进行计算。按控制比 压降法是将最不利管路的每1m 总压力损失约控制在 100Pa/m来设计。平均比摩阻法是在已知锅炉或室内入口 处蒸汽压力条件下 进行计算。Rpj= (Pg 2000)L Pa/m (8-7)式

20、中 -沿程压力损失占总压力损失的百分数，取 60%；（见）Pg-锅炉出口或室内用 户入口的蒸汽 压力，Pa；2000 散热器入口 处的蒸汽剩余 压力，Pa；L最不利管路管段的 总长度，m。当锅炉出口或室内用 户入口处蒸汽压力高时，得出的平均比摩阻 Rpj值会较大，此时控制比压降值按不超过 100Pa/m设计 。15最不利管路各管段的水力计算完成后，即可进行其它立管的水力 计算。可按平均比摩阻法来 选择其它立管的管径，但管内流速不得超过下列的规定最大允许流速（见暖通规范）：当汽、水同向流动时30m/s当汽、水逆向流动时20m/s规定最大允 许流速主要是 为了避免水 击和噪声，便于排除蒸汽管路中的

21、凝水；因此，对汽水逆向流 动时，蒸汽在管道中的流速限制的低一些，在 实际工程设计中，常采用更低的流速，使运行更可靠些。低压蒸汽供暖系 统凝水管路，在排气管前的管路 为干凝水管路，管路截面的上半部 为空气，管路截面下半部流 动凝水，凝水管路必须保证 0.005 以上的向下坡度，属非满管流状态。目前，确定干凝水管路管径的理论计 算方法，是以靠坡度无 压流动的水力学 计算公式为依据，并根据实践经验总结 ，制定出不同管径下所能担 负的输热能力。排气管后面的凝水管路，可以全部充满凝水，称为湿凝水干管；其流动状态为满管流。在相同热负荷条件下，湿式凝水管 选用的管径比干式的小。低压蒸汽供暖系 统干凝水管路和

22、湿凝水管路的管径选择表可见。二、室内低压蒸汽供暖系 统管路水力 计算例题16【例题 8-1】 图 8-20 为重力回水的低 压蒸汽供暖管路系 统的一个支路。锅炉房设在车间一侧。每个散热器的热负荷均为 4000W。每根立管及每个散 热器的蒸汽支管上均装有截止阀。每个散热器凝水支管上装一个恒温式疏水器。 总蒸汽立管保温。图 8-20例题 8-1 的管路计算图图上小圆圈内的数字表示管段号。 圆圈旁的数字：上行表示 热负荷（W ），下行表示管段 长度（m）。罗马数字表示立管 编号。要求确定各管段的管径及锅炉蒸汽压力。【解】1. 确定锅炉压力根据已知条件，从锅炉出口到最 远散热器的最不利支管的 总长度L

23、80m。如按控制每米 总压力损失（比压降）为 100Pa/m设计，并考虑散热器前所需的蒸汽剩余 压力为 2000Pa，则锅炉的运行表 压力 Pb 应为Pb = 80 100+2000 = 10 KPa在锅炉正常运行 时，凝水总立管在比 锅炉蒸发面高出约 1.0m 下面的管段必然全部充 满凝水考 虑锅炉工作 压力波动因素，增加 200-250mm 的安全高度。因此，重力回水的干凝水干管 （图中排汽管 A 点前的凝水管路）的布置位置，至少要比 锅炉蒸发面高出 h1.0+0.25=1.25m。否则 ，系统中的空气无法从排汽管排出。172最不利管路的水力 计算采用控制比 压降法进行最不利管路的水力 计

24、算。低压蒸汽供暖系 统摩擦压力损失约占总压力损失的 60%，因此，根据预计的平均比摩阻：R 1000.660Pa/m左右和各管段的 热负荷，选择各管段的管径pj及计算其压力损失。计算时利用，和。附带说明，利用附录 8-3 时，当计算热量在表中两个 热量之间，相应的流速 值可用线性关系折算。比摩阻 R 与流速 v（热量 Q），可按平方关系折算得出。如计算管段 1，热负荷 Q171000W，按，现选用 d70mm。根据表中数据可知：当 d70mm，Q61900W 时，相应的流速 v12.1m/s，比摩阻 R20Pa/m。当选用相同的管径 d70mm，热负荷改变为 Q171000W 时，相应的流速

25、v1 和比摩阻 R1 的数值，可按下式关系式折算得出。v1=v Q1/Q = 12.1 (71000/61900 )= 13.9 m/sR1=R (Q1/Q)2 = 20 (71000/61900)2= 26.3 Pa/s低压蒸汽供暖系 统管路计算表（例8-1）表 8-1管热长管比流摩局动局部压力损总压力段 量度l(m)径摩阻速擦压力部阻压头失 Pj=Pd (Pa)损失编 Q(W)d(mm) R(Pa/m v(m/s)损失力系Pd(Pa)P=Py+Pj18号)P数 (Pa)y=Rl(Pa)1234567891011171726.131516642.6958.2210002033.9.60.51

26、.2108.6489.5340000135029.313.1380.92.054.390.5935.3432000124070.416.9844.81.090.590.51122.5524000123286.016.910321.090.539.7529.3616000123240.811.2489.61.039.7364.81174.078000172547.69.8809.212.030.486.9161.1400022037.17.874.24.519.3 l=80m P=5370Pa立管 资用压力P6、7 = 1335 Pa立84247.9.21413349.6563.8管000.55

27、68.21.50.486.9161.1支400022037.17.874.24.519.3管 P=725Pa立管 资用压力P = 1864 Pa5、719立84247.9.21413349.6563.8管000.5568.21.50.4312.3701.1支4000215194.414.8388.84.569.4管 P=1265Pa立管 资用压力 P= 2987 Pa立管 资用压力 P37 = 3922 Pa47立84213162017989.31609.9管000.507.95.5.63.06.1支42119138846312.3701.1管00054.44.8.8.59.4 P=2311P

28、a（例8-1）局部阻力系数汇总表 表 8-2管段号其它立管其它支管123,4,567d=d=dd局部阻25mm 20mm=20m=15m力名称mm截7.09.09.1020止阀0锅2.0炉出口901.煨弯30.5=1.520.5=1.02 1.0=2.00乙1字弯.5直1.011.0流三通.0分3流三通.0旁1.流三通5总局部10.52.01.012.0 4.5 11.5阻力系数.01.51.1.553.3.001.513.04.54.53其它立管的水力 计算21通过最不利管路的水力 计算后，即可确定其它立管的 资用压力。该立管的资用压力应等于从该立管与供汽干管 节点起到最 远散热器的管路的

29、总压力损失值。根据该立管的资用压力，可以选择该立管与支管的管径。其水力 计算成果列于表 8-1、8-2。通过水力计算可见，低压蒸汽供暖系 统并联环路压力损失的相对差额，即所谓节点压力不平衡率是 较大的特别是近处的立管，即使选用了较小的管径，蒸汽流速已采用得很高，也不可能达到平衡的要求，只好靠系 统投入运行 时，调整近处立管或支管的 阀门节流解决。蒸汽供暖系 统远近立管并 联环路节点压力不平衡而 产生水平失 调的现象与热水供暖系 统，有些不同的地方。在热水供暖系 统中，如不进行调节，则通过远近立管的流量比例 总不会发生变化的。在蒸汽供暖系 统中，疏水器工作正常情况下，当近处散热器流量增多后，疏水

30、器阻汽工作，使近 处散热器压力升高，进入近处散热器就自动减少；待近处疏水器正常排水后， 进入近处散热器的蒸汽量又在增多，因此，蒸汽供暖系 统水平失调具有自调性和周期性的特点。4低压蒸汽供暖系 统凝水管路管径 选择22如图所示，排汽管 A 处前的凝水管路 为干凝水管路。计算方法简单，根据各管段所 负担的热量，按选择管径即可，对管段 1，它属于湿凝水管路，因管路不长，仍按干式选择管径，将管径稍选粗一些。计算结果见下表 ?br例 8-1低压蒸汽供暖系 统凝水管径 表 8-3管段7654321其它立管编号的凝水立 管段热负408016243240718000荷（W）000000000000000000

31、020管径15202025253232d(mm)8.6室内高压蒸汽供暖系 统管路的水力 计算方法和例 题室内高压蒸汽供暖管路的水力 计算原理与低 压蒸汽完全相同。在计算管路的摩擦 压力损失时，由于室内系统作用半径不大，仍可将整个系统的蒸汽密度作 为常数代入达西 维斯巴赫公式 进行计算。沿途凝水使蒸汽流量减小的因素也可忽略不计。管内蒸汽流动状态属于紊流 过渡区及阻力平方区。管壁的绝对粗糙度 K 值，在设计中仍采用 0.2mm。在进行室内高 压蒸汽管23路的局部 压力损失计算时，将局部阻力换算为当量长度进行计算。室内蒸汽供暖管路的水力计算任务是选择管径和计算其压力损失，通常采用比摩阻法或流速法 进

32、行计算。计算从最不利 环路开始。1平均比摩阻法当蒸汽系 统的起始压力已知时，最不利管路的压力损失为该管路到最 远用热设备处 各管段的 压力损失的总和。为使疏水器能正常工作和留有必要的剩余压力使凝水排入凝水管网，最 远用热设备处还应 有较高的蒸汽 压力。因此在工程设计中，最不利管路的总压力损失不宜超 过起始压力的 1/4。平均比摩阻按下式确定Rpj= 0.25 P/ lPa/m (8-8)式中 摩擦压力损失占总压力损失的百分数，高压蒸汽系统一般为 0.8；蒸汽供暖系 统的起始表 压力，Pa；l 最不利管路的 总长度，m。2流速法通常，室内高压蒸汽供暖系 统的起始压力较高，蒸汽管路可以采用 较高的

33、流速，仍能保证在用热设备处 有足够的剩余压力。按暖通规范规定，高压蒸汽供暖系 统的最大允 许流速不应大于下列数 值：24汽、水同向流动时80m/s汽、水逆向流动时60m/s在工程设计中，常取常用的流速来确定管径并计算其压力损失。为了使系统节点压力不要相差很大，保 证系统正常运行，最不利管路的推荐流速 值要比最大允 许流速低得多。通常推荐采用v=1540m/s（小管径取低值）。在确定其它支路的立管管径时，可采用较高的流速，但不得超 过规定的最大允许流速。3限制平均比摩阻法由于蒸汽干管 压降过大，末端散热器有充水不 热的可能，因而，高压蒸汽供暖的干管的 总压降不应超过凝水干管 总坡降的 1.21.

34、5 倍。选用管径较粗，但工作正常可靠。室外高压蒸汽供暖系 统的疏水器，大多连接在凝水支干管的末端。从用 热设备到疏水器入口的管段，属于干式凝水管， 为非满管流的流 动状态。此类凝水管的选择，可按附录 5-5 的数值选用。只要保证此凝水支干管路的向下坡度005. 和足够的凝水管管径，即使 远近立管散 热器的蒸汽 压力不平衡，但由于干凝水管上部截面有空气与蒸汽的 联通作用和蒸汽系 统本身流量的一定自调节性能，不会严重影响凝水的重力流 动。25【例题 8-2】图（8-21）所示为室内高压蒸汽供暖管路系 统的一个支路。各散热器的热负荷与例题 5-1 相同，均为 4000W。用户入口处设分汽缸，与室外蒸

35、汽热网相接。在每一个凝水支路上 设置疏水器。散热器的蒸汽工作表 压力要求为 200 kPa。试选择 高压蒸汽供暖管路的管径和用户入口的供暖蒸汽管路起始压力。图 8-21 例题 8-2 的管路计算图【解】1计算最不利管路按推荐流速法确定最不利管路的各管段的管径。为蒸汽表压力 200kPa时的水力计算表，按此表选择管径。室内高压蒸汽管路局部 压力损失，通常按当量长度法计算。局部阻力当量长度值见 。计算过程和计算结果列于表 8-4。室内高压蒸汽供暖系 统水力计算表（例8-2）表 8-4管段热管管比流当折压力损编号负荷长 L(m)径摩阻速量长度 算长度失Q(W)d(mm) R(Pa/m) v(m/s)

36、Ld(m)L zh(m) P=RLzh(Pa)123456789261234714.322819.10.14.4089000025285560064013253919.2.415.3226000.0060.8420696532122515.2.112.567其它立管000.012000.012000.01700.0402.0l=72.0m804.005202015201526828100.614734918.14.498.412631.72212.12.366586.325.715.743.7P 25kPa586.37.912.719715.71.7426327其它402.3.7立管000P=

37、982 Pa最不利管路的 总压力损失为 25kPa，考虑 10%的安全裕度，则蒸汽入口处供暖蒸汽管路起始的表压力不得低于：Pb=200+1.1 25=227.5kPa例 8-2 局部阻力系数当量 长度表 m 表 8-5局部管段号阻力名1234567其其称DN=DN=25DN= DN=2 DN=2DN=20DN=15 它立管 它支管322500DN = 20DN = 15分汽00.800.0.6.41.6.41.1缸出口.62 0.8=1.6.8660.610.70.69.91.52 0.7=1.4 0.60.8截止阀直流三通90 煨弯方形补偿器28分流三通乙字弯旁流三通总计12.402.0.8

38、.41.7.91.70.5.81672 其它立管的水力 计算由于室内高 压蒸汽系统供汽干管各管段的 压力损失较大，各分支立管的节点压力难以平衡，通常就按流速法 选用立管管径。剩余过高压力，可通过关小散热器前的阀门方法来调节。3 凝水管段管径的确定按，根据凝水管段所 负担的热负荷，确定各干凝水管段的管径，见表 8-6凝水管段管径的确定表 8-6管234567其它立段编号管的凝水立管段热320240160800400800029负荷（0000000020W)管径2520202015DN(mm)9.2 凝结水回收系 统一、概述蒸汽在用 热设备内放热凝结后，凝结水流出用 热设备，经疏水器、凝结水管道返

39、回 热源的管路系 统及其设备组成的整个系 统，称为凝结水回收系 统。凝结水水温较高（一般为 80oC-100oC），同时又是良好的 锅炉补水，应尽可能回收。凝结水回收率低，或回收的凝 结水水质不符合要求，使锅炉的补给水量增大，增加水处理设备投资和运行费用，增加燃料消耗。因此，正确的设计凝结水回收系 统，运行中提高凝结水回收率，保证凝结水的质量，是蒸汽供热系统设计与运行的关 键性技术问题。二、凝结水回收系 统分类1.按其是否与大气相通，可分 为开式凝结水回收系 统和闭式凝结水回收系 统。2.按凝水的流 动方式，可分为单相流凝结水回收系 统和两相流凝 结水回收系 统。30单相流又分 为满管流和非满

40、管流两种流动方式。满管流：指凝水靠水泵动力或位能差，充满整个管道截面呈有 压流动的流动形式；非满管流：指凝水并不充满整个管道断面，靠管路坡度流 动的流动方式。3.按驱使凝水流 动的动力，可分为重力回水凝 结水回收系 统和机械回水凝 结水回收系 统。重力回水 是利用凝水位能差或管路坡度， 驱使凝水满管或非满管流动的方式；机械回水 是利用水 泵动力驱使凝水满管有压流动。三、几种凝结水回收系 统1.非满管流的凝 结水回收系 统（低压自流式凝水系 统）1-车间用热设备；2-疏水器；3-室外自流凝 结水管；4-凝结水箱；5-排汽管；6-凝结水泵(1)工作原理低压蒸汽供暖的凝 结水经疏水器 2 或不经疏水

41、器，依靠重力，沿着坡向 锅炉房凝结水箱的凝 结水管道 3，自流返回凝结水箱 4。(2)应用范围 低压自流式凝 结水回收系 统只适用于供 热面积小，地形坡向凝结水箱的场合，锅炉房应位于全厂的最低 处，应用范围受到很大限制。2.两相流的凝 结水回收系 统（余压回水系统）31前面介绍过的高压蒸汽室内供暖系 统凝结水回收系 统属于此种形式。1-用汽设备；2-疏水器；3-两向流凝水管道；4-凝结水箱；5-排汽管；6-凝结水泵(1)工作原理高压蒸汽供热的凝结水，经疏水器 2 后直接接到室外凝 结水管网 3，依靠疏水器后的背 压将凝水送回 锅炉房或凝 结水分站的凝 结水箱 4。(2)特点 由于饱和凝水通 过

42、疏水器及其后管道造成 压降，产生二次蒸汽，以及不可避免的疏水器漏汽，因而在疏水器后的管道流动属两相流的流 动状态，凝结水管的管径 较粗；余压回水系统设备简单 ，根据疏水器的背压大小，系统作用半径可达 5001000m，并对地势起伏有较好的适应性。(3)适用范围 适用于全厂耗汽量少、用汽点分散、用汽参数比较一致的蒸汽供热系统上。3.重力式 满管流凝结水回收系 统1-车间用热设备；2-疏水器；3-余压凝结水管道；4-高位水箱（或二次蒸发箱）；5-排汽管；6-室外凝水管道；7-凝结水箱；8-凝结水泵(1)工作原理用汽设备排出的凝 结水，首先集中到高位水箱4，在箱中排出二次蒸汽后，纯凝水直接流入室外凝

43、水管网6。靠高位水箱与 锅炉房或凝 结32水分站的凝 结水箱 7 顶部回形管之 间的水位差，凝水充 满整个凝水管道流回凝结水箱。由于室外凝水管网不含二次蒸汽， 选择的凝水管径可小些。(2)适用范围 适用于地 势较平坦且坡向 热源的蒸汽供 热系统。上面介绍的均属于开式凝 结水回收系 统，系统中的凝结水箱或高位水箱与大气相通。在系统运行期间，二次蒸汽通过凝结水箱或高置水箱 顶设置的排汽管排出。开式凝结水回收系 统，在系统作业运行期间，空气通过空气关进入系统，使凝水管道易腐蚀4.余压凝结水回收系 统1-车间用热设备；2-疏水器；3-余压凝水管；4-闭式凝结水箱；5-安全水封；6-凝结水泵；7-二次汽

44、管道；8-利用二次汽的 换热器；9-压力调节器系统的凝结水箱必须是承压水箱 4 和需设置一个安全水封 5，安全水封的作用是使凝水系 统与大气隔断。当二次汽 压力过高时，二次汽从安全水封排出；在系统停止运行 时，安全水封可防止空气 进入。室外凝水管道的凝水进入凝结水箱后，大量的二次汽和漏汽分离出来，可通过一个蒸汽 水加热器 8，以利用二次汽和漏汽的 热量。为使闭式凝结水箱保持一定 压力，通过压力调节器 9 进行补汽，补气压。5.闭式满管流凝结水回收系 统331-车间生产工艺用汽设备；2-疏水器；3-二次蒸发箱；4-安全阀；5-补汽的压力调节器；6-散热器；7-多级水封；8-室外凝水管道；9-闭式

45、水箱；10-安全水封；11-凝结水泵；12-压力调节器（1）工作原理 用汽设备的凝结水集中送到二次蒸 发箱 3，二次蒸发箱内的凝结水经多级水封 7 引入室外凝水管网，靠多 级水封与凝 结水箱顶的回形管的水位差，使凝水返回凝 结水箱 9，凝结水箱应设置安全水封 10，以保证凝水系统不与大气相通。（2）适用范围：适用于分散利用二次汽、厂区地形起伏不大，地形坡向凝 结水箱的场合。（3）特点 热能利用好，回收率高，外网管径 较小；但各季节的二次汽供求不易平衡，设备增加。6.加压回水系 统1-车间用汽设备；2-疏水器；3-车间或凝结水泵分站内的凝 结水箱；4-车间或凝结水泵分站内的凝 结水泵；5室-外凝

46、水管道；6-热源总凝结水箱；7-凝结水泵(1)工作原理在用户处设置凝结水箱 3，收集该用户或邻近几个用 户流来的凝结水，然后用水泵 4 将凝结水输送回热源的总凝结水箱 6。34(2)特点 这种利用水 泵的机械功 输送凝结水的系统称为加压回水。这种系统凝水流动工况呈满管流动，可以是开式，也可以是闭式。加压回水系统增加了设备和运行费用，多用于较大的蒸汽供 热系统。注意选择凝结水回收系 统时，必须全面考虑热源、外网和室内用户系统的情况；各用户的回水方式 应相互适应，不得各自为政，干扰整个系统的凝水回收，同时，要尽可能地利用凝水 热量。四、凝结水箱凝结水箱有开式（无压）和闭式（有压）两种。通常用3-1

47、0mm 钢板制成。热力站的凝 结水箱总储水量，根据热网规范，一般按 10-20min 的最大小 时回水量计算。凝结水箱一般 应设两个，对单纯供暖用的凝 结水箱，其水量在10t/h 以下时，可只设一个。在热源的总凝结水箱的储水量，根据工业锅炉房设计规范，一般按 20-40min 的最大小 时回水量计算。1.开式水箱开式水箱附件一般 应有人孔盖、水位计、温度计、 进回水管、空气管和泄水管等。当水箱高度大于1.5m 时，应设内、外扶梯。2.闭式水箱35水箱应做成圆筒形。闭式水箱附件一般 应有人孔盖，水位计，温度计，进、出水管，泄水管，压力表，取样装置和安全水封等。闭式水箱上 应设置安全水封。它的作用

48、有：(1).防止水箱 压力过高；(2).防止空气 进入箱内；(3).兼作溢流管用。3.安全水封构造和工作原理 简述如下安全水封由水室A、B、C 及连通管 1、2、4 组成，由管 3 与闭式凝水箱 连通。系统运行前，由下部充水管充水至I -水I面。在正常箱内压力下，管 2 中水面下降，管 4 及管 1 水面上升 h 高度。当箱内的压高于大气 压 H1（mh2o）以上时（h 值小，忽略不计），水封被突破，箱内蒸汽及不凝结气体从管 2 通过 4 经 A 室排往大气。由此可见，利用水封高度 H1(m)，可以维持水箱内的蒸汽 压力不大于 10H1(Kpa)。当箱压力恢复后，A 室中的水由管 1 自动返回

49、管 2 和 4，恢复原来的水位。当水箱无凝水 进入，箱内呈无压 而凝结水泵启动抽水时，密闭箱体内出 现负压 。此时，管1、4 中水面下降，管 2中水面上升。只要箱内 负压与大气压力之差不大于 H2(mH2O)，管1中水面就不会降到 I-I 以下，管 2 中的水封就不会被冲破，空气就不能进入水箱。水柱高36度 H2 为水箱可能出 现的最大真空度。当水箱内的真空度消失后， B 室中的存水由管 2 端的孔眼重新流回管 2、4 及管 1 中。当水箱内存水 过多，水面上升超 过 H3 高度后，水可经由水封管的通气口排出。与凝水箱连接的管 3 应在水箱的溢流水位高度 处。安全水封的 连通管 d 应根据排气

50、量来确定。水室A 、B 的直径，可参阅有关供热设计手册计算确定。凝水泵应不少于两台，其中一台 备用。选择凝水泵流量时，按可能达到的最大小时凝结水量来计算，扬程应按凝结水管网的水 压图（见后面章节）来确定，并留有 30-50Pa的富裕压力。9.3 凝结水管网的水力工况和水力计算一、两相流的几种形式1.乳状混合物当流速很高和凝水大量汽化时才会出现这种现象。在这种情况下，蒸汽和细滴状的水充 满管道截面，呈现为白色的乳状物。2.水膜状在管道截面中部，有蒸汽携 带少量水滴快速流 动；在管壁表面上形成一层薄的水膜，此水膜沿管壁作回 转前进的流动。3.汽水分 层 当凝水干管的管径大而流速小时会出现这种现象。

51、蒸汽速度较高时，凝水水面起波浪；蒸汽流速较小时，汽水分界面很平静。374.汽水充塞在直径不大的凝水管中，由于 积水或者疏水器 间歇动作，可引起此种流态。5.汽泡状在汽水充塞流 动中，如果管道中蒸汽量减少，便出 现汽泡状流 动。二、凝水管分类及其管径确定的基本方法1.由凝水充 满断面的满管流动凝水管路，可以根据水力 计算的结果确定其管径。2.对于由乳状混合物充 满断面的满管流动凝水管路，可以根据水力 计算的结果确定其管径。认为流体在管中的流 动规律和热水管路相同，不考虑由于蒸汽和凝水 间的“滑动”所产生的摩擦及分子 间碰撞的能量 损失，在计算流动的摩擦阻力损失和局部阻力 损失时，采用和热水相同的

52、公式，只需将乳状混合物的密度代入 计算即可。3.对于非满管流动的管路，使用根据经验和实验结果制成的管道 输送能力表；有如低压的干式凝水管那 样，根据管道负荷查表确定管径，不在进行水力计算。三、凝水管压力状况的分析及确定管径的具体方法现以一个包括各种流 动状况的凝 结水回收系 统为例，分析各种凝水管道的水力工况和相 应的水力计算方法。见图 9-9。38图 9-9包括各种流 动状况的凝 结水回收系 统示意图1-用汽设备；2-疏水器； 3-二次蒸发箱； 4-凝水箱； 5-凝水泵；6-总凝水箱；7-压力调节器1.管段 AB由用热设备出口至疏水器入口的管段， 该管段的凝水流 动状态属非满管流。疏水器的布

53、置 应低于用热设备，凝水向下沿不小于 i 05. 的坡度流向疏水器。管段 AB 的水力计算，如第八章所述，可采用附录 5-5，根据凝水管段所负担的热负荷，确定这种干凝水管的管径。在一些大型的的换热器上，疏水器并不装在换热器的底部，而装在换热器本体下部的某一水平面上，其目的是用以维持换热器出口具有一定 过冷度。这种疏水器上部 连着蒸汽平衡管，利用浮球等附件，起着控制 换热器水位的作用。在此情况下，该管段的凝水流 态就属于满管流，而不是非满管流动状态。2.管段 BC从疏水器出口到二次蒸发箱或凝水箱出口的管段。凝水在 该管道流动，由于不可避免的通 过疏水器时形成的二次蒸汽和疏水器漏汽。这种余压回水方

54、式的流 态属于乳状混合物的两相流态。在工程设计 中，按蒸汽和凝水呈乳状混合物充满管道截面流 动，其乳状混合物的密度可用下式求得r = 1 / vr = 1 / x (v q - vs) + vs kg/m3(-18)39式中 r 汽水乳状混合物的密度， kg/m3；z - 汽水乳状混合物的比容， m3/kg；vs 凝水比容，可近似取 vs = 0.001 m3/kg；vq 在凝水管段未端或凝水箱（或二次蒸 发箱）压力下的饱和蒸汽比容，m3/kg； 1kg汽水混合物中所含蒸汽的 质量百分数；x = x1 + x2kg/kgx1 疏水器的漏汽率（百分数）。根据疏水器类型、产品质量、工作条件和管理水

55、平而异，一般采用 0.010.03；x2 凝水通过疏水器阀孔及凝水管道后，由于 压力下降而 产生的二次蒸汽量 （百分数量）。根据热平衡原理，可按下式 计算x2 = (q1 2)/rq 39-19）（q1 疏水器前 P1 压力下饱和凝水的 焓，kJ/kg；q3 在凝水管段末端，或凝水箱 （或二次蒸发箱）P3 压力下的饱和凝水的 焓，kJ/kg；r3 在凝水管段末端，或凝水箱（或二次蒸 发箱）P3 压力下蒸汽的汽化潜 热，40kJ/kg；注意a.以上计算是假定二次汽化集中在管道末端。实际上，二次汽是在疏水器 处和沿管道压力不断下降而逐 渐产生的，管壁散热又会减少一些二次汽的生成量。以管道末端汽水混

56、合物密度作为余压凝水系统计算管道的凝水密度，亦即以最小的密度 值作为管段的计算依据，水力计算选出的管径有一定的富裕度。按式（9-19），在不同的P1 和 P3 下，可计算出不同的 x2 值（见附录 9-2）。在不同的凝水管末端 压力 P3 和 x2 值下，按式(9-18)计算得出的汽水乳状混合物的密度 r值，可见。c.在进行余压凝水系统管道水力 计算中，由于凝水管道的汽水混合物密度r，不可能刚好与采用的水力 计算表中所 规定的介质密度 和管壁的 绝对粗糙bj度 Kbi 相同 ，因此，应如同蒸汽网路水力 计算一样，对查表得出的比摩阻 Rbi 和流速 vbi 予以修正。d.凝水管道的管壁当量 绝对

57、粗糙度，对闭式凝水系 统，取K = 0.5mm，对开式凝水系统，采用K = 1.0mm。e.对室内蒸汽供 热系统的余压凝水管段（如通向二次蒸汽箱的管段BC，见图9-9）常可采用附录 9-4 的余压凝水管道水力 计算表进行计算和修正 计算。该表的编制条件为：bi = 10kg/m3，K = 0.5mm。f.对余压凝水管网（如从用户系统的疏水器到 热源或凝水分站的凝 结水箱的管41道），常可采用室外热水管道的水力 计算表（），或按理论计算公式进行计算，并进行修正计算。g.管网的局部阻力 损失，对余压凝水管道，由于比摩阻 计算的精确性就不很高，通常多采用局部阻力所占的份额估算。对室内余压凝水管道，可

58、按附录 4-8 采用，即局部压力损失约占总压力损失的 20%计算。对室外凝水管网，可采用的数据。h.余压凝水管道的 资用压力，应按下式计算P= (P2 3P)hngPa(9-20)式中 P2 凝水管始端表 压力，或疏水器出口凝水表 压力，Pa；P3 凝水管末端表 压力，即凝水箱或二次蒸 发箱内的表 压力， Pa；疏水器后凝水提升高度， m；其高度不宜大于 5m；g重力加速度，g = 9.81m/s2；n 凝水管的凝水密度，从安全角度出 发，考虑重新开始运行 时，管路充满冷凝水，取 n=1000kg/m3。i.为了安全运行，凝水管末端的表 压力 P3，应取凝水箱或二次蒸 发箱内可能出现的最高值。

59、对开式凝 结水回收系 统，表压力 P3 = 0。3.管段 CD42从二次蒸 发箱（或高位水箱）出口到凝水箱的管段。管中流动的凝水是 P3 压力的饱和凝水。如管中压降过大，凝水仍有可能汽化。管段 CD 中，凝水靠二次蒸发箱与凝水箱中的 压力差及其水面 标高差的总势能而满管流动。设计时，应考虑最不利工况。该管段的资用压力，对二次蒸发箱的表压力P3 按高位开口水箱考 虑，即其表压力 P3 = 0，而凝水箱的压力 P4 ，应采用箱内可能出现的最高值。其资用压头按下式计算P= ngh 4 PPa(9-21)式中 h二次蒸发箱（或高水位箱）中水面与凝水箱回形管顶的标高差，m；P4 凝结水箱中的表 压力，P

60、a。对开式凝水箱，表压力 P4 = 0，对闭式水箱，为安全水封限制的表 压力；P 最大凝水量通 过管段 CD 的压力损失，Pa；n 管段 CD 中的凝水密度，对不再汽化的 过冷凝水，取 n =1000kg/m3；重力加速度，g = 9.81 m/s2。根据上式 绘制的水压图，如图 9-10 所示。图 9-10 管段 CD 的水压线1-凝水箱；2-安全水封；3-蒸汽补汽的压力调节器；4-外网凝水管 线；5-二次蒸发43箱；6-静水压线；7-动水压线（线 C-O）现对此管段的水力工况 进一步分析。a.运行期间，P3 和 P4 压力经常波动，二次蒸发箱内水面随之上下升降。 连接二次蒸发箱出口的凝水立