1、按最低成本估算液體管線的最佳K管徑、壓降及流速千庭甘仞中國石化咨詢公司(100088)陳允中部祖光編譯、管線設計是任何裝置設計都要遇到的問題，設計時，有時可能依據流速，有時考慮單位長度管子和壓降。一個典型的管段如圖1所示。其中可能引起壓降的因素有設備(如換熱器)、儀表(如流量計和管線。在討論之前，對此典型管段作如下一些說明和假設：引起班降的原因1. 設備2. 僅表圖1一個典型的管段(1) 管內流速恒定J(2) 狀態紊流，摩擦系數值定，為0.015;(3) 管段總的基建費用三倍于設備和管子費用之和；(4) 除泵之外的操作費用不變；(5) 管線成本可用管內徑(ID的線性函數表示；(6) 泵與其它設

2、備費用在優化中不變；(7) 管段僅以安裝一個控制闕為限，其壓降是設備、儀表、管線總壓降的1/2,加，減壓時對翠:的吸附容成減少的特性。利用這種特性，采用變壓吸附法進行氧、鈕分離，即加壓吸附，減壓解析的快速循環過程。增加壓力時，破分子篩大最吸附氧，這時就有大量的氮富集于不吸附相中并釋放出來，這樣就分離出所需要的濃集的氯氣。碳分子篩制氮機分為高壓吸附常壓解析和低壓吸附真空解析二種，分別適用于不同領(8除控制潤外,設備和儀表的壓降不變3(9)年運行時間8000h,(10)電費0.05$/kW-ho根據上述幾點假設測算如下， 管線費用Cp=S+a：)L其中t一管內徑；乙一管長；但、。，一成本系數。 如

3、以Cx表示管段內設備費(包括蒙)，旦為不變值，則管段總基建投資為Cc=3.0(Cx+CQ。不難看出，G也是管內徑的函數。 如以APx表示全部設備、儀表的壓降，AR.表示管壓降，刖控制闕壓降可升為：APcv=0.5(APx+Pl) 若以Cox表示管段內除泵之外設備的年的操作費用，則C”為定值。若年泵的操作費用設為C”，計為：C.p=a3(8000/V)(Hp)(0.7457)Hp=g(AP)/(1714E)這里，再一每kWh電費3N-操作年數；HP一泵功率，馬力；9一液體流,gaL/minjAP一泵的壓差，psijE一泵效率。進一步AP=1.5APX+1.5APl4-(Pf-P.)域。其流程圖見

4、圖1、圖2。碳分子篩制氮裝置由空氣預處理、碳分子篩變壓吸附部分、電控部分、氣動閥組組成。由PC機對工作過程自動控制，并有測氧儀可對產品(氛氣)中的氧氣含世進行連續測量。用碳分子飾制氮，特別適合中小企業的需要，是一項很有發展前途的新技術。(收孺日期19940417)APx與(Pf-P.)為定值，白/可表示為：APL=p£/308491.76DI111,ilII30100?00100030001005030000100000佳速度七，由V.對Q及相關系數F,對£與V之關系作成圖6、圖7。上述討論均以泵的出口管線為對象。事實上，討論的結果也可應用于使壓降最小，甚至無泵的任何輸送液

5、體的管線。對于這種情況，在計算時，我們可在管段開始部位設置一個假想泵。因為管線總要有一個壓降AR.和與其相其中：P液體密度。由以上幾式可以看出是管內徑D、流量“京效率£、電費和操作年數N的函數。該管段忌的操作費用C則可表示為：C°=C"x+C°p因此操作年內.管段總的費用為：ClCo+g由于G與G均是D的函數，因此對最佳管尺寸應存在：dCJdD=dC/dD+dCJdD=O經運算，最佳管內徑Do為：D="SE(aJa”/5.732Hx(NW=D、xFd(1)Fd=(N/£"一旦找出最佳管內徑則可計算最佳壓降APU和最佳液體速度

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與液體密度有關，而與流髭無關。最佳管徑m、最佳流速匕均與管長度L無關。應該指出，市場上出售的碳鋼無縫管及焊接管價格符合管線費用】線性公式。對無縫管，6或小于6inC,=0.965OL624inC,=(-12.5+3.OD)L對焊接管：648inCp=(-55+175D乙對于最佳管子內

7、徑D。,由D,對g及相關系數巳對£與W之關系作成圖2、圖3。對于最佳管壓降APl#,由APLm對g及相關系數F,對£與川之關系作成圖4、圖5。對最L一-一>4in,Iml汴：操作年散IW7泵岐率IE；=1.0果牧攀不址”城住管內徑泵效率泵效率圖3最佳管內怒相關因數圖£齦佳管內徑，E-1.04Mo四=】0也1-233o1001000J00010X330WCKO003液休疏量/"Imia*'注：操作年tl仲=|案效率秒=】0對泵效率不是以最佳管壓降?«.o>I=（戶9E=）3|i>IIlli*1!1_ld"亡ul

8、o*"1&修.度圖6最佳液體流速（管內），E=1.0216ooO.0.¥>%0.01圖4最佳管壓降，E=1.0020.3妥效木圖5最佳管壓降相關因數適應的費用，因此設置一個嘏想泵就有道理。式1）和圖2、圖3表明最佳管內徑D,不是不變的，它與管長無關。最佳管內徑D.與液體體積流量的1/2次方、液體密度的1/6次方、電費及所考慮操作年數的1/6次方或正比:圖7最佳管液體流速相關因數反比于泵效率及管成本率5的1/6次方。一般情況下，大流量、高密度需要較大的最佳管徑。高電費及較長的操作年限，較低的泵效率和較低的管子費用也導致要求較大的管內徑.由式（2）和圖4、圖5可知

9、，每100ft長管子的最佳壓降不是定數。它與液體體積流量的平方根、電費的5/6次方和所考慮的操作年數5/6次方成反比，而與液體密度的1/6次方、泵效率5/6次方和管子成本率J成正比變化。因此，小流量和高密度導致較大的最佳壓降，低電費、操作年數少及高泵效和高管子成本也導致較大的最佳管壓降。由式（3）和圖6、圖7可知，管內最佳流速不是一個定數。它與流量、管子長度無關.與宓度的1/3次方、電費和考慮的操作年數成反比：與泵效率的1/3次方和管子成本率a2成正比變化。作為結論可以說I較低密度的液體可以有較大的最佳流速；低電費、操作年數少、高泵效和高管子成本率也要求管內有較高的最佳液速。在圖2圖7上，使用

10、者可預先估計操作年數和乘效率。而圖8圖10則更易于應用，這些圖固定了操作年數為一年和泵效率為75%,不同泵效率的相關系數則表示在圖11。應該指出，圖2、圖4或圖8與圖10是以管內徑為連續數劃出的。實際上，管內徑是不連續的。應用上述諸圖時可以簡化一些步驟。首先用圖2或圖8找出最佳管內徑然后圓整D.得到一個可以生產供貨的內徑值。再應用下列兩式來關聯由圖4和圖6或圖9與圖10查出的最佳管壓降與液速，求出APl和匕APl=（APl）,（劣/）'v=y,（DjDT此處的（APl）,或V1分別是由圖4和圖9或圖6和圖10讀出的最佳管壓降或速度。Dr則是由圖2和圖8查出的最隹管內徑。則為圓整后的管內

11、徑值。如果所求管線輸送液體的溫度是變化的，在使用方法上，可將管段分成若干小段，這樣每段的溫度就近似恒定。對溫度不變的小管段應用討論過的方法，其他管段則可作為設備處理。>2in廠建管W注：操作年散w=i/拿效率（Il=o75甘栗效率下是0”的情況：最桂內徑。=S9ffi=0.?65d>Fd見攫H頒骨>6Ji_憤符<6ir.比敢14、7OSC81052£>冬OHMBso玄h石-w«tlir;lml<Iinj!103010030010003OGO10DOO303。IOCWO.液體流磁/C»lmio_,液體流量/gilK.I&圖

12、8最佳管內徑，E=0.75J03-«<。0一(SZ05曹。.-d?fc.HsrT5圖9最佳管線壓降，E=0.75如果管段內無控制閥，由式（1）和圖2與圖8計算的最佳管內徑除以1.07。由式（2）或圖4與圖9計算的最佳管壓降乘以1.402.由式（3）或圖8和圖11計算的最佳液速乘以1.1447。-Jf笞="嵬ntw艇e*M<I-Jf笞="嵬ntw艇e*M<I圖10管內最佳液速，E=0.75圖11圖5、圖6、圖7的各相關因數所有已有的計算假定，液體流都是處于摩攜系數為0.015的紊流區。這對大多數裝置的管線是適用的。然而，如果摩擦系數不是0.015,

13、那么最佳管內徑的校正系數是】D.=0（OO】5）i"對于素流流動，摩擦系數隨管大小變化（表1）。一般摩擦系數的校正較/卜，在10%以內。表1清潔管內的全來流流動的摩擦系敷管尺寸庫演系Ifcf10.02320.01930.01840.01760.0158100.01412160.01313240.01230360.0H48o.nio盡管上述討論是以碳鋼管為對象，但對合金鋼管，式Cp=（a1+a,P）L中用不同管子成本系數。如若找出合金管線性成本公式，則下式可用于計算最佳管內徑。a,是碳鋼管成本公式系數。在開始的幾點說明中，假定管段總的基建成本為設備和管子成本之和的3倍。根據管線系統的復雜程度，基建成本系數可能不是3,對這種情況，F式可用來校正最佳管內徑，0=0（3/孔"已是特殊管線系統的成本系數。圖7圖10是基于運行一年的管系統，對于操作年數為"