第3章 油氣混輸管路

第三章油氣混輸管路

Chapter3

Mixedtransportationpipelineofoil&gas兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法

氣液兩相流流型判斷油氣混輸管路熱力計(jì)算

油氣混輸管路水力計(jì)算

主要內(nèi)容1理解混輸油氣管路的特點(diǎn)、基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法；掌握混輸油氣管路的氣液兩相流流型判斷

；掌握油氣混輸管路水力計(jì)算、熱力計(jì)算；重點(diǎn)掌握水平、垂直、傾斜三種氣液兩相管路流型的判斷方法?；疽蟮谌掠蜌饣燧敼苈?

用一條管路輸送一口或多口油井所產(chǎn)的原油及其伴生氣的管路稱為油氣混輸管路。原油礦場(chǎng)集輸系統(tǒng)中，原油及伴生氣的沿管流動(dòng)，主要屬于氣液兩相流動(dòng)，由于油井產(chǎn)物中常含有水和砂子，因此，還應(yīng)包括液—液（油、水）、液—固（油、水和砂）流動(dòng)和液－氣—液（油、氣、水）等復(fù)雜的多相流動(dòng)。第三章油氣混輸管路3海洋平臺(tái)第三章油氣混輸管路4第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法Basicterminology&treatingmethodsoftwo-phasepipeflow

“相”通常指某一系統(tǒng)中具有相同物理、化學(xué)性質(zhì)的均勻物質(zhì)部分，各相間具有明顯可分的界面。氣—固兩相流氣—液兩相流液—固兩相流液—液兩相流

一、相的定義及兩相流動(dòng)的分類5式中:M—混輸管路的質(zhì)量流量，kg/s；

Ml—液相的質(zhì)量流量，kg/s；

Mg—?dú)庀嗟馁|(zhì)量流量，kg/s。二、氣液混輸管路的流動(dòng)參數(shù)1、質(zhì)量流量和體積流量質(zhì)量流量M=Mg+Ml第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法6式中Q—混輸管路的體積流量，m3/s；

Ql—液相的體積流量，m3/s；

Qg一氣相的體積流量，m3/s。體積流量第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法72、流速

在混輸管路內(nèi)，氣液相所占的流通面積分別為Ag和Al，則氣相速度(m/s)液相速度(m/s)

第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法8式中A—管路流通面積，A=Al+Ag氣相折算速度(m/s)液相折算速度(m/s)第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法9

氣液兩相混合物速度是兩相混合物總體積流量與流通截面積之比。即第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法103、滑差、滑動(dòng)比和漂移速度

滑差或滑脫速度滑動(dòng)比漂移速度第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法114、含氣率和含液率質(zhì)量含氣率質(zhì)量含液率1）質(zhì)量含氣率與質(zhì)量含液率

第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法12體積含氣率體積含液率2）體積含氣率和體積含液率第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法13截面含氣率截面含液率3）截面含氣率和截面含液率第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法14質(zhì)量含氣率與體積含氣率間的關(guān)系：截面含氣率與體積含氣率的關(guān)系：4）三種含氣率間的關(guān)系

掌握推導(dǎo)過程第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法15

5、兩相混合物的密度

流動(dòng)密度表示單位時(shí)間內(nèi)流過截面的兩相混合物的質(zhì)量與體積之比，即

常用來計(jì)算氣液混合物沿管路流動(dòng)時(shí)的摩阻損失。

第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法16

在管道某流通斷面上取微小流段，此流段中氣液兩相混合物的真實(shí)密度定義為此微小流段中兩相質(zhì)量與體積之比，即:

當(dāng)氣、液相間相對(duì)速度等于零，流動(dòng)密度等于真實(shí)密度。真實(shí)密度常用來計(jì)算氣液混合物沿起伏管路運(yùn)動(dòng)時(shí)的靜壓損失（高程變化引起的附加壓力損失）。第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法176、管路壓降的折算系數(shù)1）全液相折算系數(shù)

設(shè)水平管路內(nèi)氣液兩相沿管共流，其質(zhì)量流量為M，壓降梯度為dp/dl。另設(shè)在相同的管路中只有液相流動(dòng)，其質(zhì)量流量也是M，壓降梯度為(dp/dl)10。第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法182）分液相折算系數(shù)

設(shè)在氣液混輸管路內(nèi)只有液相流動(dòng)，其質(zhì)量流量為，壓降梯度為，則把混輸管路壓降梯度dp/dl與之比定義為分液相折算系數(shù)，以表示，即第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法19

設(shè)在氣液混輸管路內(nèi)只有氣相流動(dòng)，其質(zhì)量流量為，壓降梯度為，則把混輸管路壓降梯度dP/dl與之比定義為分氣相折算系數(shù)，以表示，即:3）分氣相折算系數(shù)

第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法20

在兩相混輸管路計(jì)算中引入折算系數(shù)的目的，是把求兩相管路摩擦壓降梯度的問題轉(zhuǎn)化為求折算系數(shù)的問題。若能用實(shí)驗(yàn)方法求得上述任一種折算系數(shù)，則兩相管路的壓降梯度可由該折算系數(shù)與相應(yīng)單相管路壓降梯度之乘積求得。第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法21三、氣液兩相管路的特點(diǎn)和研究方法

1、兩相管路的特點(diǎn)與單相管路相比，油氣管路有如下流動(dòng)特點(diǎn)：流型變化多，流動(dòng)不穩(wěn)定；存在相間能量損失，管線中有液相的積聚；流動(dòng)規(guī)律復(fù)雜，流動(dòng)阻力大。第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法221）流型變化多，流動(dòng)不穩(wěn)定

根據(jù)氣液兩相的分布情況和結(jié)構(gòu)特征，把兩相管路分成若干流型。根據(jù)油氣性質(zhì)、油氣比、管徑及其他條件的不同，埃爾烏斯根據(jù)他本人和其他學(xué)者所觀察到的氣液兩相在管內(nèi)的運(yùn)動(dòng)情況，把兩相管路的流型分為分為氣泡流、氣團(tuán)流、分層流、波浪流、沖擊流（段塞流）、不完全環(huán)狀流、環(huán)狀流、彌散流等八種流態(tài)。第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法23圖3-1氣液兩相流動(dòng)的流型（a）氣泡流；（b）氣團(tuán)流；（c）分層流；（d）波浪流；（e）沖擊流；（f）不完全環(huán)狀流；（g）環(huán)狀流；（h）彌散流第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法24

在單相液體流動(dòng)的水平透明管地加入并逐漸增加氣體量，所觀察到的流型變化為：氣泡流（Bubble）：當(dāng)氣液混合物內(nèi)的含氣量不多時(shí)，氣體以氣泡形式濃集于管子上部。氣液間的界面張力力圖使氣泡呈球形。氣泡以與液體相等的速度或略低于液體的速度沿管運(yùn)動(dòng)。兩相管路以氣泡流型穩(wěn)定運(yùn)行時(shí)，一般無明顯的壓力波動(dòng)。氣泡流第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法25

分層流（Stratified）：再增多氣體量，氣團(tuán)連成一片成為連續(xù)氣相。氣液間具有較光滑的界面，相速度有較大的差別。以分層流型穩(wěn)定運(yùn)行時(shí)，管路也無明顯的壓力波動(dòng)。氣團(tuán)流分層流

氣團(tuán)流（Pulg）：隨著氣量的增加，形成較大的氣團(tuán)，在管路上部同液體交替地流動(dòng)。第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法26

波浪流（Wavy）

：氣體量進(jìn)一步增加，氣體流速提高，在氣液界面上吹起與行進(jìn)方向相反的波浪。以波浪流型運(yùn)行的管路有輕微的壓力波動(dòng)，其波動(dòng)頻率較高。

波浪流第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法27

段塞流（Slug）：又稱沖擊流。氣體流速更大時(shí)，波浪加劇，其波峰不時(shí)高達(dá)管頂，形成液塞，阻礙高速氣流的通過。以沖擊流型工作時(shí)，其振動(dòng)和水擊現(xiàn)象最為明顯，管路壓力有很大波動(dòng)，但振動(dòng)頻率較小。段塞流第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法28

為了解決上岸油氣混輸管線末端段塞流產(chǎn)生的巨大沖擊力導(dǎo)致設(shè)備出現(xiàn)不穩(wěn)定振動(dòng)的問題，以及巨大段塞攜帶的液體導(dǎo)致分離器內(nèi)液位和壓力失控，影響站內(nèi)正常生產(chǎn)和系統(tǒng)安全問題，開發(fā)了段塞流捕集器，實(shí)現(xiàn)了該設(shè)備的國(guó)產(chǎn)化應(yīng)用。段塞流入口氣體出口液體出口液位控制器液位控制閥壓力控制閥壓力控制器海上油氣混輸技術(shù)第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法29海上油氣混輸技術(shù)

段塞流捕集器能夠捕集1/1000,000概率的最長(zhǎng)段塞，段塞捕集能力100%；與國(guó)外同等規(guī)格進(jìn)口設(shè)備相比，每套費(fèi)用降低近60%。在勝利淺海陸上終端海五聯(lián)、KD34站投運(yùn)3套，系統(tǒng)運(yùn)行平穩(wěn)，確保了陸上終端順利投產(chǎn)及站內(nèi)下游設(shè)備安全有效運(yùn)行。壓力實(shí)時(shí)曲線液位實(shí)時(shí)曲線氣量實(shí)時(shí)曲線第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法30

不完全環(huán)狀流（Semi-Annular）：氣量繼續(xù)提高，要求管路有更大的面積供氣體通過。氣流將液體的斷面壓縮成新月形，管路頂部的液層很薄而底部的液層較厚，形成不同心的環(huán)狀流。不完全環(huán)狀流第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法31

環(huán)狀流（Annular）

：隨著氣流速度的進(jìn)一步提高，不同心環(huán)狀液層變薄，形成環(huán)作流。氣體攜帶著液滴以較高的速度在緊挨管壁的環(huán)狀液層的中心通過。

環(huán)狀流第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法32

彌散流（Spray）

：當(dāng)氣體的流速更大時(shí)，環(huán)狀液層被氣體吹散，以液霧的形式隨高速氣流向前流動(dòng)。彌散流第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法33

據(jù)研究，天然氣—凝析液混輸管路中常遇到分層流型、不完全環(huán)狀流、環(huán)狀流和彌散流；而原油—天然氣混輸管路常遇到氣泡流、氣團(tuán)流、分層流、波浪流和沖擊流等五種。油氣混輸管路中的流型第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法342）存在相間能量損失，管中有液相的積聚氣液相間傳質(zhì)，要消耗能量；氣液兩相的速度不同，要損失能量；液面的起伏使流道變化，氣體流動(dòng)方向隨液面起伏而變化，相間能量損失增加；當(dāng)流速較低時(shí)，積液現(xiàn)象較為突出。第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法353）流動(dòng)規(guī)律復(fù)雜，流動(dòng)阻力大

由于液相的急劇擾動(dòng)，液相被氣相的拖帶，氣液相間的相對(duì)運(yùn)動(dòng)，以及液相的積聚等原因，其壓降比單相流動(dòng)大得多，有時(shí)混輸壓降比同條件下的單相流動(dòng)壓降高出10倍以上，流速小時(shí)差異更大?；燧斄鲬B(tài)變化大，流動(dòng)不穩(wěn)定，使其流動(dòng)規(guī)律極為復(fù)雜，難于掌握其水力計(jì)算規(guī)律，目前尚無成熟的通用的理論計(jì)算公式來計(jì)算混輸壓降。第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法362、氣液兩相管流的處理方法

各國(guó)研究工作者在處理氣液混輸時(shí)，常作某些假設(shè)使問題簡(jiǎn)化。采用的方法大致可歸納為三類，即均相流模型分相流模型流型模型第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法371）均相流模型

把氣液混合物看成為一種均勻介質(zhì)，因此可以把氣液兩相管路當(dāng)作單相管路來處理。在均相流模型中作出了兩個(gè)假設(shè)：

氣相和液相的速度相等；氣液兩相介質(zhì)已達(dá)到熱力學(xué)平衡狀態(tài)，氣液相間無熱量的傳遞。第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法382）分相流模型

把管路內(nèi)氣液兩相的流動(dòng)看作是氣液各自分別的流動(dòng)。

首先確定氣液相在管路內(nèi)各自所占的流通面積，再把氣相和液相都按單相管路處理并計(jì)入相間作用，最后將氣液相的方程加以合并。

目前，截面含液率和相間相互作用等數(shù)據(jù)主要依靠實(shí)驗(yàn)求得。第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法392）分相流模型

流體力學(xué)基本方程應(yīng)用于分相流模型時(shí)作出兩條假設(shè)，即氣液兩相有各自的按所占流通面積計(jì)算平均速度。氣液兩相間可能有質(zhì)量的交換，但氣液兩相介質(zhì)處于熱力學(xué)平衡狀態(tài)，相間無熱量的傳遞。第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法403）流型模型

分清兩相流流型，根據(jù)兩相流型的特點(diǎn)，分析其流動(dòng)特性，建立壓降關(guān)系式。

流型模型法能深入地揭示兩相流各種流型的流體力學(xué)特性，近年來受到理論界的重視，取得一定的理論研究成果。但是由于流型分界尚未統(tǒng)一，研究成果還不能普遍地用于實(shí)踐。目前，在工程上使用的大多是在實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)上，確立的經(jīng)驗(yàn)關(guān)系式。第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法413．油、氣、水三相混輸管路處理方法

油井產(chǎn)物大多含水，隨著油田開采時(shí)間的增長(zhǎng)，油井產(chǎn)物的含水率逐漸升高，在集輸管路中形成油氣水三相混輸。工程上常把油、水當(dāng)作單一的液相。當(dāng)水以游離水形式存在時(shí)，常以油水的質(zhì)量平均性質(zhì)作為液相的物性。事實(shí)上，油氣水沿管路共流的過程中，特別是經(jīng)油嘴、閥門、管件時(shí)，受到劇烈擾動(dòng)，混輸管路的液相大都是原油乳狀液。此時(shí)，常以乳狀液的物性作為混輸管路液相的物性。第一節(jié)兩相管流基礎(chǔ)術(shù)語與處理方法42第二節(jié)氣液兩相流流型判斷

Determininggas-liquidtwo-phaseflowpattern

在氣液兩相流動(dòng)中，兩相的分布狀況可以是密集的，也可能是分散的，這種不同的分布狀態(tài)，稱為兩相流的流動(dòng)形態(tài)，簡(jiǎn)稱為流型。

氣液兩相同管共流時(shí)，流動(dòng)形態(tài)不同，不僅影響兩相流動(dòng)的力學(xué)關(guān)系，而且影響其傳熱和傳質(zhì)性能。實(shí)際應(yīng)用表明：根據(jù)不同流型建立不同的物理模型而得到的工藝計(jì)算方法，比不考慮流型的純經(jīng)驗(yàn)方法，結(jié)果更為準(zhǔn)確和實(shí)用。43

目前所采用的各種流型測(cè)定方法，如：肉眼觀察、高速攝影、射線測(cè)量和壓差波動(dòng)特征分析等都不能精確地區(qū)別各種流型，而且在分析上述各種方法所獲得的各種資料時(shí)，還或多或少帶有一定的主觀臆斷性。因此，對(duì)流型的測(cè)定至今尚是兩相流研究中的薄弱環(huán)節(jié)，不同流型的流動(dòng)機(jī)理和各種流型的轉(zhuǎn)換準(zhǔn)則的研究，仍然是兩相流研究領(lǐng)域中尚需解決和完善的問題。第二節(jié)氣液兩相流流型判斷44一、水平氣液兩相管路流型

貝克（Baker）流型圖曼德漢（Mandhane）流型圖貝格斯—布里爾（Beggs-Brill）流型判別法

第二節(jié)氣液兩相流流型判斷45

1．貝克（Baker）流型圖

貝克于50年代中期，綜合了許多混輸管路的實(shí)驗(yàn)和生產(chǎn)數(shù)據(jù)后，提出如圖3-2所示的一幅通用于各種介質(zhì)的水平管流型分界圖，曾在一段時(shí)間內(nèi)獲得廣泛應(yīng)用。該圖采用了埃爾烏斯流型分類法，只是把不完全環(huán)狀流和環(huán)狀流合為一個(gè)流型。第二節(jié)氣液兩相流流型判斷無因次

圖3-2貝克流型圖

46圖3-2的縱坐標(biāo)以表示，橫坐標(biāo)以表示。這兩組變量分別正比于氣相質(zhì)量速度和液、氣相質(zhì)量速度之比值。無因次參數(shù)和分別定義為：，（3-23）式中——管路條件下氣體對(duì)空氣的相對(duì)密度，無因次；

——管路條件下液體對(duì)水的相對(duì)密度，無因次；

——水的表面張力，取73×10-3N/m；

——液相的表面張力，N/m；

——水的粘度，mPa·s；

——液相粘度，mPa·s。

1．貝克（Baker）流型圖第二節(jié)氣液兩相流流型判斷472．曼德漢（Mandhane）流型圖

曼德漢通過大量實(shí)驗(yàn)獲得1000多組數(shù)據(jù)，并依此作出水平管路流型分界圖，見圖3-3。該圖以氣、液相折算速度為橫、縱坐標(biāo)，共分六種流型。曼德漢流型圖適用范圍廣、簡(jiǎn)單直觀，用者頗多，但該流型圖以水—空氣的試驗(yàn)數(shù)據(jù)為基礎(chǔ)，沒有考慮流體物性對(duì)流型的影響。表3-1給出了Mandhane流型圖的實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)范圍。第二節(jié)氣液兩相流流型判斷圖3-3曼德漢流型圖

48表3-1Mandhane流型圖的實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)范圍2．曼德漢（Mandhane）流型圖實(shí)驗(yàn)參數(shù)參數(shù)范圍實(shí)驗(yàn)參數(shù)參數(shù)范圍管徑12.7～165.1mm氣相粘度0.1～0.22cp液相密度705～1009kg/m3表面張力24～103mN/m氣相密度0.8～50.5kg/m3氣相折算速度0.04～171m/s液相粘度3～900cp液相折算速度0.09～731cm/s第二節(jié)氣液兩相流流型判斷49

3．貝格斯—布里爾（Beggs-Brill）流型判別法

Beggs&Brill通過觀察大量實(shí)驗(yàn)的流型，在體積含液率RL和富勞德準(zhǔn)數(shù)Fr為縱橫坐標(biāo)的雙對(duì)數(shù)平面圖上，標(biāo)出各次實(shí)驗(yàn)觀察到的流型位置，顯示出各種流型在圖上所占的區(qū)塊，從而根據(jù)RL和Fr判斷兩相管路的流型。

第二節(jié)氣液兩相流流型判斷50

為歸納實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)和計(jì)算的方便，1977年經(jīng)布朗修正，Beggs&Brill把兩相管路的流型分成四種，即：分離流、過渡流、間歇流、分散流。由實(shí)驗(yàn)得出的兩相管路流型判別準(zhǔn)則見表3-2，表中富勞德準(zhǔn)數(shù)Fr定義為：式中u——?dú)庖夯旌纤俣?，m/s；d——混輸管道內(nèi)徑，m。

3．貝格斯—布里爾（Beggs-Brill）流型判別法第二節(jié)氣液兩相流流型判斷513．貝格斯—布里爾（Beggs-Brill）流型判別法表3-2貝格斯—布里爾流型判別法準(zhǔn)則流型判別準(zhǔn)則流型分界參數(shù)L分離流RL＜0.01Fr＜L1RL≥0.01Fr＜L2過流流RL≥0.01L2＜Fr＜L3間歇流0.01≤RL＜0.04L3＜Fr＜L1RL≥0.4L3＜Fr≤L4分散流RL＜0.4Fr

≥L1RL≥0.4Fr

＞L4第二節(jié)氣液兩相流流型判斷52二、垂直氣液兩相管路流型

1．流型分類

垂直管與水平管內(nèi)流型的最大差別是：垂直管內(nèi)不出現(xiàn)分層流和波浪流。在垂直管中氣液兩相混合物向上流動(dòng)時(shí)，一般為大家所公認(rèn)的典型流型有（1）泡狀流（2）段塞流（3）過渡流（攪動(dòng)流）（4）環(huán)霧流，如圖3-4所示。第二節(jié)氣液兩相流流型判斷圖3-4垂直氣液兩相流典型流型531）泡狀流

當(dāng)氣液兩相混合物中的含氣率較低時(shí)，氣相以分散的小氣泡分布于液相中，在管子中央的氣泡較多，靠近管壁的氣泡較少，小的氣泡都近似球形。氣泡的上升速度大于液體流速，而混合物的平均流速較低。

泡狀流的特點(diǎn)是：氣體為分散相，液體是連續(xù)相；氣體主要影響混合物密度，對(duì)摩阻的影響不大，而滑脫現(xiàn)象比較嚴(yán)重。

1．流型分類第二節(jié)氣液兩相流流型判斷542）段塞流(兩相流中舉升效率最高的流型)

當(dāng)混合物繼續(xù)向上流動(dòng)，壓力逐漸降低，氣體不斷膨脹，含氣率增加，小的氣泡相互碰撞聚合而形成大的氣泡，其直徑接近于管徑。氣泡占據(jù)了大部分管子截面，形成一段液一段氣的結(jié)構(gòu)。氣體段塞形狀像炮彈，其中也攜帶有液體微粒。在兩個(gè)氣段之間，是夾雜小氣泡向上流動(dòng)的液體段塞。這種彈狀氣泡舉升液體的作用很像一個(gè)破漏的活塞向上推進(jìn)。在段塞向上運(yùn)動(dòng)的同時(shí)，彈狀氣泡與管壁之間的液體層也存在相對(duì)流動(dòng)，稱液體回落。1．流型分類第二節(jié)氣液兩相流流型判斷55

3）過渡流（攪動(dòng)流）

液相從連續(xù)相過渡到分散相，氣相從分散相過渡到連續(xù)相，氣體連續(xù)向上流動(dòng)并舉升液體到一定高度，然后液體下落、聚集，而后又被氣體舉升。這種混雜的、振蕩式的液體運(yùn)動(dòng)是過渡流的特征，故也稱之為攪動(dòng)流。4）環(huán)霧流當(dāng)含氣率更大時(shí)，氣彈匯合成氣柱在管中流動(dòng)，液體則沿著管壁成為一個(gè)流動(dòng)的液環(huán)，這時(shí)管壁上有一層液膜。通?？傆幸恍┮后w，以小液滴形式分布在氣柱核心中。1．流型分類第二節(jié)氣液兩相流流型判斷56

2.阿濟(jì)茲—戈威爾—福格拉錫（Aziz-Govier-Fogarasi）流型圖

阿濟(jì)茲—戈威爾—福格拉錫流型圖于1972年發(fā)表，常用于垂直氣液兩相流流型判斷，見圖3-5，相應(yīng)的流型判別準(zhǔn)則見表3-3。

第二節(jié)氣液兩相流流型判斷圖3-5阿濟(jì)茲—戈威爾—福格拉錫流型圖572.阿濟(jì)茲—戈威爾—福格拉錫（Aziz-Govier-Fogarasi）流型圖表3-3阿濟(jì)茲—戈威爾—福格拉錫流型判別法準(zhǔn)則流型判別準(zhǔn)則流型分界參數(shù)N泡狀流段塞流過渡流環(huán)狀流和霧狀流第二節(jié)氣液兩相流流型判斷58三、傾斜氣液兩相管路流型

在油田集輸系統(tǒng)中，嚴(yán)格水平的管路是少有的，研究管路傾角對(duì)流型的影響具有重要的實(shí)用意義。與水平和垂直管相比，傾斜管道流型具有以下特征:分層流與間歇流的轉(zhuǎn)換對(duì)傾角特別敏感。管路向下傾斜時(shí)很容易產(chǎn)生分層流，上傾時(shí)則易產(chǎn)生間歇流。管路傾角對(duì)分散氣泡流與間歇流、間歇流與環(huán)霧流之間的轉(zhuǎn)換的影響不大。第二節(jié)氣液兩相流流型判斷59

進(jìn)入70年代后，有些研究者就試圖從理論和半理論方法著手對(duì)流型進(jìn)行描述，以克服經(jīng)驗(yàn)方法的不足。其中以1976年泰特爾和杜克勒提出的半理論方法對(duì)流型過渡的處理最全面，因而得到廣泛的應(yīng)用。泰特爾和杜克勒（Taitel-Dukler）流型判別法

Xiao-Brill流型判別法Mukherjee-Brill流型判別法第二節(jié)氣液兩相流流型判斷601．泰特爾和杜克勒（Taitel-Dukler）流型判別法

Taitel&Dukler從流型轉(zhuǎn)變的機(jī)理入手導(dǎo)出了流型轉(zhuǎn)變的數(shù)學(xué)模型，根據(jù)管路各種參數(shù)用數(shù)學(xué)模型可直接求得兩相管路的流型。把兩相管路分為五種流型，即：分層光滑流、分層波浪流、間歇流(包括氣團(tuán)流和沖擊流)、環(huán)狀液霧流和分散氣泡流。

Taitel&Dukler從分層光滑流入手，研究流型的轉(zhuǎn)換機(jī)理和轉(zhuǎn)換準(zhǔn)則，并建立了氣液兩相流動(dòng)的復(fù)合動(dòng)量方程，研究中假設(shè)：管內(nèi)流體為一維穩(wěn)定流動(dòng)、流入流出微元長(zhǎng)度上流體的動(dòng)量相等。

第二節(jié)氣液兩相流流型判斷61（1）無因次氣液兩相復(fù)合動(dòng)量方程的建立如圖3-6所示，若管路處于分層光滑流型，根據(jù)假設(shè)條件和單位時(shí)間內(nèi)微元管段上流體動(dòng)量變化等于作用于該管段上外力的總和1．泰特爾和杜克勒（Taitel-Dukler）流型判別法圖3-6分層光滑流物理模型第二節(jié)氣液兩相流流型判斷62（2）泰特爾和杜克勒流型無因次轉(zhuǎn)換準(zhǔn)則①分層流轉(zhuǎn)變?yōu)殚g歇流或環(huán)霧流的準(zhǔn)則

無數(shù)實(shí)驗(yàn)表明，當(dāng)管內(nèi)液面較高，氣流吹起的液波高達(dá)管頂，阻塞整個(gè)管路的流道面積形成液塞，流型由分層流轉(zhuǎn)變?yōu)殚g歇流。相反，液面較低時(shí)，液體流量較小，管內(nèi)液量不足以阻塞管路，高速氣流會(huì)吹散液體，在氣流中夾帶液霧形成環(huán)霧流。

第二節(jié)氣液兩相流流型判斷、、表示了用X、Y、F三個(gè)參數(shù)，分層流向間歇流或環(huán)霧流流型轉(zhuǎn)換的準(zhǔn)則。63第二節(jié)氣液兩相流流型判斷（2）泰特爾和杜克勒流型無因次轉(zhuǎn)換準(zhǔn)則②間歇流與環(huán)霧流的判別準(zhǔn)則

液面上產(chǎn)生波浪時(shí)，需從波浪兩側(cè)補(bǔ)充液體，Taitel認(rèn)為當(dāng)管內(nèi)平均液面高于管中心線時(shí)，即＞0.5時(shí)，就有足夠的液體使波浪達(dá)到管頂，形成間歇流。否則＜0.5時(shí)，管內(nèi)沒有足夠的液量使波峰到達(dá)管頂，液體將被高速氣流吹散變成環(huán)霧流，故把：作為環(huán)霧流向間歇流轉(zhuǎn)換的準(zhǔn)則。64第二節(jié)氣液兩相流流型判斷（2）泰特爾和杜克勒流型無因次轉(zhuǎn)換準(zhǔn)則③分層光滑流轉(zhuǎn)變?yōu)榉謱硬ɡ肆鞯呐袆e準(zhǔn)則

波浪產(chǎn)生的原因十分復(fù)雜，氣體速度必須達(dá)到一定程度才能在光滑的氣液界面上產(chǎn)生波浪。Jeffrey提出的波浪產(chǎn)生的條件，為Taitel&Dukler所采用，并定義了一個(gè)用于判別流型的無因次參數(shù)K，從分層光滑流向分層波浪流轉(zhuǎn)變的判別準(zhǔn)則，寫成無因次形式為：65

④間歇流轉(zhuǎn)變?yōu)榉稚馀萘鞯呐袆e準(zhǔn)則

管內(nèi)氣體的浮力使氣體有濃集于管頂?shù)内厔?shì)，呈間歇流型。而液體的紊流脈動(dòng)又使液體將氣團(tuán)分散成小氣泡與液體混合生成分散氣泡流的趨勢(shì)。當(dāng)管內(nèi)液面較高，接近管頂，液體的流速很大，紊流脈動(dòng)力足以克服使氣體存在于管頂處的浮力時(shí)，流型就由間歇流轉(zhuǎn)變?yōu)榉稚馀萘?。?jù)此，可導(dǎo)出間歇流向分散氣泡流轉(zhuǎn)變的判別準(zhǔn)則，寫成無因次形式為：（2）泰特爾和杜克勒流型無因次轉(zhuǎn)換準(zhǔn)則第二節(jié)氣液兩相流流型判斷66第二節(jié)氣液兩相流流型判斷（2）泰特爾和杜克勒流型無因次轉(zhuǎn)換準(zhǔn)則圖3-7泰特爾—杜克勒水平兩相管路流型分界圖曲線A、B的縱橫坐標(biāo)為F和X；曲線C的縱橫坐標(biāo)為K和X，曲線D的縱橫坐標(biāo)為T和X67圖3-8泰特爾—杜克勒流型判別流程圖

68(3)泰特爾和杜克勒流型判別法的不足

Weisman認(rèn)為泰特爾和杜克勒流型判別法中①轉(zhuǎn)換曲線對(duì)低中粘度液體較適用，但對(duì)高粘度液體的偏差較大，在參數(shù)計(jì)算式中，考慮了液體粘度的影響，但實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)表明，過低估計(jì)了液體粘度對(duì)分界線的影響。②在間歇流與分散氣泡流的轉(zhuǎn)換準(zhǔn)則中，沒有考慮表面張力的影響。③把作為間歇流與環(huán)霧流的分界線，偏高，與實(shí)驗(yàn)結(jié)果不符。

此外，也有學(xué)者認(rèn)為，由其它流型過渡到環(huán)狀流的分界線與實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)不能很好的吻合。第二節(jié)氣液兩相流流型判斷692．Xiao-Brill流型判別法

1990年，Xiao&Brill在對(duì)Taitel-Dukler流型判別法作了如下修改：

第二節(jié)氣液兩相流流型判斷（1）將環(huán)狀流向間隙流（段塞流）轉(zhuǎn)變的判別準(zhǔn)則修改為。（2）由于波浪流可以在下傾管中自發(fā)產(chǎn)生，在下傾管中，Xiao＆Brill采用了1982年Barnea提出的判斷液面波形成的準(zhǔn)則為：70

3．Mukherjee-Brill流型判別法

1981年，Mukherjee&Brill針對(duì)Beggs-Brill公式存在的問題開展實(shí)驗(yàn)研究，提出了自己的相關(guān)式，Mukherjee&Brill認(rèn)為有些學(xué)者力求把流型分得過細(xì)，而某些流型事實(shí)上僅存在于很狹小的區(qū)域內(nèi)，它們與其它流型的差別并不顯著，亦難于客觀地進(jìn)行辨別。因此，他們主張把流型只分為氣泡、分層、沖擊、環(huán)狀流四種。第二節(jié)氣液兩相流流型判斷71

通過試驗(yàn)，他得出一組以無因次準(zhǔn)數(shù)表示的、適用于各種傾角的流型分界相關(guān)式，其形式為3．Mukherjee-Brill流型判別法第二節(jié)氣液兩相流流型判斷（1）上傾管氣泡流向沖擊流的轉(zhuǎn)換相關(guān)式()723．Mukherjee-Brill流型判別法第二節(jié)氣液兩相流流型判斷（2）水平和下傾管流型轉(zhuǎn)換方程()

①氣泡流向沖擊流的轉(zhuǎn)換相關(guān)式②分層流邊界相關(guān)式（3）沖擊流向環(huán)狀流的轉(zhuǎn)換相關(guān)式（為任何值）73第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算Thermalcalculationofmixedoil&gastransmissionpipeline

石油工業(yè)的兩相或多相流動(dòng)，要準(zhǔn)確計(jì)算管路內(nèi)氣液相的流動(dòng)參數(shù)，必須與熱力學(xué)模型結(jié)合，確定原油與天然氣的熱力物性參數(shù)和熱力學(xué)特性。目前用于石油多相流動(dòng)氣液相物性參數(shù)計(jì)算的熱力學(xué)模型有黑油模型和組分模型。

一、兩種常用熱力學(xué)模型的比較

741.黑油模型的優(yōu)、缺點(diǎn)

黑油模型是按油氣相對(duì)密度、壓力和溫度，采用經(jīng)驗(yàn)關(guān)系式來確定油氣的體積系數(shù)、溶解氣油比、油氣比熱容和密度等物性參數(shù)的一種方法。

該模型的優(yōu)點(diǎn)

計(jì)算過程簡(jiǎn)單，不涉及繁瑣的狀態(tài)方程參數(shù)和相態(tài)平衡計(jì)算。計(jì)算速度快、計(jì)算過程收斂。第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算75

該模型的缺點(diǎn)：黑油模型假設(shè)流體只有油和氣兩種組分，因而不能計(jì)算油、氣組成沿管長(zhǎng)的變化。模型對(duì)流體PVT的特性處理比較簡(jiǎn)單，認(rèn)為所有的油氣物性參數(shù)僅與油氣相對(duì)密度、管道壓力有關(guān)，只有少數(shù)的模型內(nèi)包含有溫度的影響，其相分離計(jì)算是通過氣油比和溶解度系數(shù)得到的，氣液相平衡和相間傳質(zhì)的處理方法十分粗糙，沒有考慮到氣體的反凝析現(xiàn)象。第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算76

黑油模型適用于管內(nèi)流體組分不能確切地用摩爾分?jǐn)?shù)表示的場(chǎng)合，如原油和伴生氣多相流管道的工藝計(jì)算。1.黑油模型的優(yōu)、缺點(diǎn)第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算

2.組分模型的優(yōu)、缺點(diǎn)

組分模型是按流體的組成、壓力、溫度通過狀態(tài)方程確定平衡氣液相組成和PVT物性參數(shù)的處理方法。組分模型可以通過色譜分析得到井流物的組分（如C1、C2…C7+、H2S、CO2和N2等），然后利用狀態(tài)方程、熱力學(xué)相態(tài)平衡方程進(jìn)行泡點(diǎn)、露點(diǎn)和閃蒸計(jì)算，計(jì)算出氣液相組成、密度、比熱容及逸度等熱物性參數(shù)。

77

組分模型優(yōu)點(diǎn)在于能夠準(zhǔn)確地計(jì)算出氣液相的摩爾組成、質(zhì)量流量、各種物性參數(shù)和管道集液量。在流體輸送過程中，由于沿線溫度、壓力的變化及滑脫現(xiàn)象的存在，各相的組成會(huì)相應(yīng)發(fā)生改變，利用組分模型則可以準(zhǔn)確地反映這種變化過程，處理與組成有關(guān)的復(fù)雜問題，如相間質(zhì)量傳遞、凝析與反凝析現(xiàn)象等。

第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算78

組分模型的缺點(diǎn)只有確切知道流動(dòng)介質(zhì)各組分的摩爾組成，才能夠采用狀態(tài)方程進(jìn)行氣液閃蒸分離、氣液相各種物性參數(shù)的計(jì)算。計(jì)算結(jié)果的精度受所選擇的狀態(tài)方程和相平衡計(jì)算模型的影響較大。在相平衡計(jì)算過程中，涉及到非線性方程或非線性方程組的求解，在求解時(shí)可能出現(xiàn)不收斂情況。由于反復(fù)迭代，運(yùn)算速度較慢。

第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算79

組分模型是近十多年來在兩相流管道熱力計(jì)算中常常采用的一種模型，主要用于凝析天然氣和揮發(fā)油系統(tǒng)。黑油模型和組分模型兩種方法各有優(yōu)缺點(diǎn)，至于采用何種方法，要視具體情況而定。推薦采用黑油模型來計(jì)算原油和伴生氣的熱物性參數(shù)，然后再選用經(jīng)驗(yàn)或半經(jīng)驗(yàn)關(guān)系式計(jì)算集輸管路的壓力、溫度。

2.組分模型的優(yōu)、缺點(diǎn)第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算80二、兩相管路中油氣物性的計(jì)算

1．天然氣在原油中的溶解度

通常，把常壓（工程標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài)）儲(chǔ)罐中的原油稱為脫氣原油，而在高于大氣壓壓力下溶有天然氣的原油稱為溶氣原油。1m3脫氣原油在某一壓力和溫度下能溶解的天然氣量（折算成標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài)下的體積）稱為天然氣在原油中的溶解度，或稱溶解氣油比，常以Rs表示，m3（氣）/m3（油）為單位。第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算81

雷薩特（Lasater）在實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)的基礎(chǔ)上，給出了求溶解度的關(guān)系式為：

其中：1．天然氣在原油中的溶解度第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算82圖3-10比重指數(shù)與原油分子量關(guān)系曲線1．天然氣在原油中的溶解度第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算83

從以上三個(gè)公式可以看出，天然氣在原油中的溶解度主要取決于壓力的大小，此外，還同溫度、油氣組成有關(guān)，油、氣密度愈接近，原油溶解天然氣的能力愈強(qiáng)。司坦丁在對(duì)美國(guó)加利福尼亞州105個(gè)油樣實(shí)驗(yàn)測(cè)定的基礎(chǔ)上，得出另一種形式的計(jì)算溶解度的相關(guān)式：1．天然氣在原油中的溶解度第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算84

對(duì)于上述兩種求天然氣溶解度的相關(guān)式，有人認(rèn)為雷薩特相關(guān)式優(yōu)于司坦丁相關(guān)式，查里錫（chierici）等人則建議原油相對(duì)密度大于0.966時(shí)采用雷薩特相關(guān)式，小于0.966時(shí)采用司坦丁相關(guān)式。

1．天然氣在原油中的溶解度第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算85

2．原油的泡點(diǎn)壓力

若原油和天然氣處于相平衡狀態(tài)，系統(tǒng)的壓力稱為原油的泡點(diǎn)壓力。采用1988年Al-Marhoun提出的泡點(diǎn)壓力相關(guān)式計(jì)算：

——原油溫度，℃?！苈穳毫Α囟认碌娜芙鈿庥捅?m3（氣）/m3（油）;

式中

——泡點(diǎn)壓力，MPa；第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算86

1m3脫氣原油中溶入天然氣后所具有的體積稱為原油的體積系數(shù)，以下式表示：

式中Vosg

—溶氣原油體積，m3；

Vo—脫氣原油體積，m3。3.原油的體積系數(shù)第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算87原油體積系數(shù)可用下式計(jì)算第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算3.原油的體積系數(shù)88

在混輸管路的計(jì)算中，通常已知脫氣原油的輸量Q，根據(jù)原油的體積系數(shù)可求出管路的輸量Q“o。3.原油的體積系數(shù)第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算894.溶氣原油的密度

脫氣原油溶入一部分天然氣后，其密度和相對(duì)密度均有所下降。溶氣原油的密度可用下式計(jì)算：

ρo一脫氣原油密度，kg/m3；

ρa(bǔ)—標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài)下空氣的密度，kg/m3；Δgs—溶入原油的天然氣相對(duì)于標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài)下空氣的相對(duì)密度。第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算90

凱茨提出用圖形曲線估算溶解天然氣的相對(duì)密度。該曲線的回歸方程為4.溶氣原油的密度第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算91

5．原油、天然氣、水的粘度

（1）溶氣原油的粘度溶入天然氣的原油粘度變小。溶氣原油的粘度可由溫度條件相同的脫氣原油粘度與天然氣的溶解度，由下面兩個(gè)關(guān)系式求得。第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算92

（1）溶氣原油的粘度①Chew-Connaly圖表確定的溶氣原油粘度計(jì)算式

（3-54），

式中、——溫度條件相同時(shí)溶氣和脫氣原油的粘度，mPa·s。其中

第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算93（1）溶氣原油的粘度②計(jì)算溶氣原油的粘度的Vazquez-Beggs相關(guān)式（3-55）其中

，式中，修正了Beggs&Robinson相關(guān)式，得到的計(jì)算式為脫氣原油的動(dòng)力粘度，1990年Egbogah&Jack（3-56）其中，第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算94——天然氣溫度，℃。——天然氣視分子量；（2）天然氣的粘度已知天然氣所處壓力、溫度條件下的密度（kg/m3），可按Lee經(jīng)驗(yàn)公式計(jì)算和標(biāo)準(zhǔn)狀態(tài)下的相對(duì)密度油田伴生氣粘度第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算95（3）水的粘度

Beggs-Brill根據(jù)VanWingen所給出的水的粘度曲線，提出了計(jì)算水粘度的公式式中

——水的動(dòng)力粘度，MPa·s；——水的溫度，℃。第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算96

（4）油、水混合物的動(dòng)力粘度

根據(jù)Leviton相關(guān)式計(jì)算油、水混合物的動(dòng)力粘度

在油氣水三相混輸管道中，油水混合物的粘度對(duì)壓降的影響較大，目前油水混合物的粘度仍很難用準(zhǔn)確的關(guān)系式計(jì)算。如果油水形成乳化液，則必須采用相應(yīng)的公式計(jì)算乳化液的粘度，而不能采用體積平均的方法計(jì)算。第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算97

6．原油、天然氣定壓比熱

（1）原油比熱

考慮原油中石蠟相態(tài)變化對(duì)比熱值的影響，對(duì)含蠟原油的比熱進(jìn)行測(cè)試，作出如圖3-11所示“比熱-溫度曲線”。根據(jù)比熱隨溫度的變化趨勢(shì)，可按析蠟溫度、最大比熱值對(duì)應(yīng)溫度，將其分為三個(gè)區(qū)域。第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算98圖3-11比熱—溫度曲線

（1）原油比熱第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算99

①

溫度高于析蠟溫度時(shí)為Ⅰ區(qū)

在該區(qū)內(nèi)石蠟全部溶于原油中，無相態(tài)變化，比熱隨溫度的升高而緩慢上升。這時(shí)，液態(tài)原油的比熱與溫度的關(guān)系式為：

（1）原油比熱第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算100

②從到比熱達(dá)到最大值對(duì)應(yīng)的溫度為Ⅱ區(qū)，在Ⅱ區(qū)內(nèi)隨著油溫下降，比熱急劇上升，比熱與溫度的關(guān)系可表示：

③從到0℃為Ⅲ區(qū)，在Ⅲ區(qū)內(nèi)原油比熱隨油溫的下降而減小，其關(guān)系式為:

（1）原油比熱第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算101表3-4四種原油的實(shí)測(cè)參數(shù)

（1）原油比熱參數(shù)原油ABnmt1時(shí)比熱容,

t1,℃t2,℃t凝,℃大慶原油0.21700.42000.017320.015672.10647.52032勝利原油0.11560.45990.034650.011642.12342.03032濮陽原油0.16130.41220.025400.012172.22341.32529任丘原油0.04710.04510.047610.021162.13949.03336圖3-11中四種原油的實(shí)測(cè)參數(shù)見表3-4，由表可見,t2大都略低于凝固點(diǎn)，對(duì)于不同的原油，比熱常數(shù)和比熱指數(shù)不同，但C-t關(guān)系的變化規(guī)律是相似的。計(jì)算混輸管線沿線溫降時(shí)，對(duì)于不同的溫度段應(yīng)選用不同的比熱計(jì)算式。第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算102（2）天然氣定壓比熱

天然氣定壓比熱與天然氣的壓力、溫度有關(guān)，可近似按下式計(jì)算式中

——天然氣定壓摩爾比熱，kJ/（kmol·K）；

——天然氣壓力，MPa；——天然氣溫度，K。第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算103

7．天然氣節(jié)流效應(yīng)系數(shù)

所謂節(jié)流效應(yīng)是指當(dāng)混輸管路沿線壓力逐漸下降時(shí)，管道中氣體因壓力降低產(chǎn)生絕熱膨脹，氣體分子間的距離增大，在沒有外界供給能量的情況下，必須依靠氣體本身具有的能量來克服氣體分子間的引力，從而表現(xiàn)為氣體本身的溫度降低，這種現(xiàn)象通常稱為節(jié)流效應(yīng)或焦耳一湯姆遜效應(yīng)。第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算104

節(jié)流效應(yīng)對(duì)氣體溫度影響的程度用焦耳一湯姆遜效應(yīng)系數(shù)Di表示。它的物理意義是指下降單位壓力時(shí)的溫度變化值。天然氣節(jié)流效應(yīng)系數(shù)與天然氣的壓力、溫度、臨界參數(shù)和熱容有關(guān)，可按下式進(jìn)行計(jì)算，一般天然氣的節(jié)流效應(yīng)系數(shù)Di取值為2～5℃/MPa。7．天然氣節(jié)流效應(yīng)系數(shù)第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算105

8．天然氣壓縮因子

發(fā)表于1974年的羅賓遜法，應(yīng)用8個(gè)系數(shù)的狀態(tài)方程，計(jì)算天然氣壓縮因子的結(jié)果與司坦丁的壓縮因子圖示曲線相符。壓縮因子的相關(guān)式為：第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算106在缺少實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)時(shí)，σ可用下式估算：

在常壓下，多數(shù)原油的表面張力范圍為（25～35）×10-3N/m；9.溶氣原油的表面張力第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算107三、混輸管路流體溫度分布計(jì)算

混輸管線內(nèi)流體溫度分布的計(jì)算，與單相流體輸送管線相比有明顯的不同，氣液混合物不僅要通過管壁向外界散熱，存在Joule-Thomson效應(yīng)引起的溫降和液體的摩擦生熱，還要考慮它們之間質(zhì)量與能量的交換。本節(jié)以兩相流動(dòng)的能量守恒原理為依據(jù)，推導(dǎo)出一個(gè)適合于組分、黑油模型，考慮多種因素影響的溫降計(jì)算公式。

第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算1081.溫降計(jì)算公式的理論推導(dǎo)

假設(shè)：（1）流體在管內(nèi)作一維穩(wěn)定運(yùn)動(dòng)，管道橫截面積不變。（2）計(jì)算微元段內(nèi)，氣液相具有相同的溫度，不考慮相變熱，氣液相物性參數(shù)視為定值。對(duì)于氣液混合物，根據(jù)能量守恒定律，在微元段內(nèi)混合流體存在著以下熱力學(xué)關(guān)系：環(huán)境傳入微元段dl的熱量=流出微元段dl能量-流入微元段dl能量+微元段dl內(nèi)能量的積累

第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算109

參照?qǐng)D3-6，可推導(dǎo)出描述氣液兩相的穩(wěn)態(tài)能量方程式：（3-73）1.溫降計(jì)算公式的理論推導(dǎo)圖3-6分層光滑流物理模型第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算110對(duì)于氣液混合物質(zhì)量流量可用下式表示：

（3-74）（3-75）1.溫降計(jì)算公式的理論推導(dǎo)dl管段道爬坡垂直高度與管線傾角θ的關(guān)系：第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算111結(jié)合式（3-74）、（3-75），改寫式（3-73）得：1.溫降計(jì)算公式的理論推導(dǎo)（3-76）第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算112

對(duì)于氣體，由熱力學(xué)基本方程可推導(dǎo)出：

（3-77）（3-78）所以有：

（3-79）1.溫降計(jì)算公式的理論推導(dǎo)第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算113

對(duì)于液體，同理可得：（3-80）假設(shè)液體是不可壓縮流體，可由下式進(jìn)行計(jì)算摩擦生熱系數(shù)：（3-81）1.溫降計(jì)算公式的理論推導(dǎo)第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算114定義氣液相混合流體定壓比熱：

令：

（3-82）（3-83）1.溫降計(jì)算公式的理論推導(dǎo)第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算115（3-84）

將式（3-79）、式（3-80）代入式（3-76），整理可得：

1.溫降計(jì)算公式的理論推導(dǎo)其中C1、C2、C3、C4分別為焦耳—湯姆遜效應(yīng)、地形、起伏、流體加速和液體摩擦生熱影響系數(shù)。

第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算116

由于式（3-84）右邊各項(xiàng)均是的函數(shù)，故該式為一階齊次線性微分方程，其通解為：（3-85）（3-86）可進(jìn)一步簡(jiǎn)化為

1.溫降計(jì)算公式的理論推導(dǎo)第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算117

式（3-86）是確定兩相管流溫度分布的基本方程，可通過數(shù)值積分求解。從該式可以看出：在已知流體入口溫度和土壤環(huán)境溫度的情況下，混輸管道中流體的溫度分布，取決于下列因素：熱交換，主要與傳熱系數(shù)有關(guān)（方程中松弛系數(shù)）；由摩阻引起的焦耳—湯姆遜效應(yīng)（C1系數(shù)）、速度的變化（C3系數(shù)）、高程的變化（C2系數(shù)）；流動(dòng)能量損失，即液體摩擦熱的產(chǎn)生（C4系數(shù)）。

1.溫降計(jì)算公式的理論推導(dǎo)第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算118

2.一組實(shí)用計(jì)算公式的推導(dǎo)

利用（3-86）計(jì)算長(zhǎng)距離兩相流管道溫降時(shí)，一般應(yīng)將管路分成若干管段，算出各個(gè)管段的溫降后相加得到全管路的總溫降。為便于式（3-86）積分求解，對(duì)于任何一個(gè)長(zhǎng)為的混輸管段，作如下假設(shè)：第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算119（1）如果不考慮管道沿線地形起伏，那么（2）假設(shè)該管段內(nèi)流體壓力呈線性分布，近似令：

（3-87）（3-88）2.一組實(shí)用計(jì)算公式的推導(dǎo)第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算120（3）忽略氣、液相加速影響，即

在以上三個(gè)條件下，將式（3-86）積分得到計(jì)算距離管段起點(diǎn)處流體溫度分布公式：（3-89）（3-90）2.一組實(shí)用計(jì)算公式的推導(dǎo)第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算121

則長(zhǎng)度為L(zhǎng)的混輸管段終點(diǎn)溫度計(jì)算式：

如果已知終點(diǎn)溫度，同理可以推導(dǎo)出管段起點(diǎn)溫度的計(jì)算公式如下：

（3-91）（3-92）2.一組實(shí)用計(jì)算公式的推導(dǎo)第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算122

混輸管段內(nèi)流體平均溫度可表示為：

基于不考慮管線起伏和氣液相加速影響條件，導(dǎo)出式（3-90）～（3-93），經(jīng)油田現(xiàn)場(chǎng)實(shí)例驗(yàn)算，均能滿足工程計(jì)算精度要求。（3-93）2.一組實(shí)用計(jì)算公式的推導(dǎo)第三節(jié)油氣混輸管路熱力計(jì)算123第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算

Hydrauliccalculationofmixed

oil&gastransmissionpipeline

一個(gè)完整的兩相管流水力學(xué)模型應(yīng)包括流型判斷、持液率和壓降計(jì)算三部分。流型判別是進(jìn)行兩相管流水力計(jì)算的第一步，一般采用流型圖或根據(jù)流型轉(zhuǎn)換準(zhǔn)則，利用流體流動(dòng)參數(shù)來確定流型，應(yīng)用較多的是Taitel-Dukler（1976）、Barnea（1987）和Xiao-Brill（1990）流型判斷方法。截面持液率是氣、液兩相管流最重要的特征參數(shù)之一，常常采用經(jīng)驗(yàn)或半經(jīng)驗(yàn)關(guān)系式進(jìn)行計(jì)算，因受實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)源的影響，誤差較大。124

兩相管流的壓降計(jì)算是管道設(shè)計(jì)、施工和運(yùn)行的基礎(chǔ)，是工程上最關(guān)心的問題,現(xiàn)已發(fā)表的壓降計(jì)算方法大體上可分為以下四種:基于均相流模型壓降計(jì)算公式?；诜窒嗔髂Ｐ蛪航涤?jì)算公式。基于流型模型壓降計(jì)算法。組合壓降計(jì)算法。第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算125

（1）基于均相流模型壓降計(jì)算公式。把氣液混合物看作一種均勻連續(xù)介質(zhì)，相間沒有相對(duì)速度，水力摩阻系數(shù)由試驗(yàn)或?qū)崪y(cè)數(shù)據(jù)確定，壓降按單相管路計(jì)算，該模型適用于分散氣泡流和彌散流。目前國(guó)內(nèi)常用的計(jì)算公式大多數(shù)屬于均相流模型。（2）基于分相流模型壓降計(jì)算公式。把氣液兩相作為完全分離的兩種流體，存在著不同的特性和速度，用不同的計(jì)算公式計(jì)算壓降，但不考慮氣液相界面間的相互作用，該模型適用于分層流和環(huán)狀流。較著名的有Lockhart-Martinelli和Dukler壓降計(jì)算法。第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算126

（3）基于流型模型壓降計(jì)算法。這種方法首先確定流型，然后根據(jù)不同的流型選擇不同的計(jì)算公式，由于不同流型的能量損失機(jī)理不同，壓降計(jì)算公式也不一樣。典型的計(jì)算公式有Mukherjee-Brill、Beggs-Brill、Oliemans等。

（4）組合壓降計(jì)算法。實(shí)際應(yīng)用中，較流行的做法是針對(duì)不同的計(jì)算對(duì)象，選擇不同的公式分別計(jì)算摩阻、高程和加速產(chǎn)生的壓降，繼而求出總壓降。例如用Dukler公式計(jì)算摩阻壓降損失，高程變化引起的壓降由Flanigan公式進(jìn)行修正，加速壓降損失則由Eaton公式計(jì)算。

第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算127模型及代碼流型劃分截面含液率壓降計(jì)算摩阻壓降高程壓降加速壓降Dukler-Eaton-Flanigan(DEF)無EatonDuklerIIFlaniganEatonDuklerII-Flanigan(DF)無DuklerIIDuklerIIFlanigan無Eaton-Flanigan(EF)無EatonEatonFlaniganEatonEaton(Eaton)EatonEatonEatonEatonEatonBeggs-Brill(BB)BBBeggs-BrillBeggs-BrillBeggs-BrillBeggs-BrillBeggs-BrillNo-Slip(BBNS)BBNoSlipHoldupBBwithMoodyBB(No-Slip)Beggs-BrillBeggs-Brill-Moody(BBM)BBBeggs-BrillBBwithMoodyBeggs-BrillBeggs-BrillBeggs-Brill-Moody-Dukler(BBMD)BBDukler*BBwithMoodyBeggs-BrillBeggs-BrillBeggs-Brill-Moody-Eaton(BBME)BBEaton*BBwithMoodyBeggs-BrillBeggs-BrillBeggs-Brill-Moody-Hagedorn-Brown(BBMHB)MBBeggs-BrillBBwithMoodyBeggs-BrillBeggs-Brill表3-5常用組合水力學(xué)模型第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算128

表3-5歸納了部分國(guó)內(nèi)外兩相管流穩(wěn)態(tài)計(jì)算軟件中常采用的組合模型，表中*表示在傾斜管線中的持液率用Beggs-Brill方法修正。我國(guó)常用的兩相管路壓降計(jì)算方法來源于50年代蘇聯(lián)教材，主要根據(jù)均相流模型由能量守恒方程推導(dǎo)而得，由于混輸管路存在氣液兩相滑差，各油田在進(jìn)行兩相混輸管路計(jì)算時(shí)，按各自的經(jīng)驗(yàn)選取不同的水力摩阻系數(shù)，因而該計(jì)算方法通用性和適用性較差。本節(jié)分別以水平、垂直和傾斜三種類型管道，來介紹表3-5中常用的兩相流水力計(jì)算公式的基本形式、適用范圍和計(jì)算方法。

第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算129一、水平氣液兩相管路的壓降計(jì)算杜克勒（DuklerI、II）壓降計(jì)算法貝克（Baker）壓降計(jì)算公式

伊頓（Eaton）壓降計(jì)算公式

第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算130

1．杜克勒（DuklerI、II）壓降計(jì)算法

在美國(guó)石油學(xué)會(huì)和美國(guó)煤氣協(xié)會(huì)贊助下，休斯頓大學(xué)的杜克勒等人于1960年開始進(jìn)行較大規(guī)模的氣液兩相管流研究工作。杜克勒在利用相似理論建立計(jì)算水平氣液兩相管路壓降的新方法時(shí)，根據(jù)氣液兩相的速度是否相同、相間是否存在滑脫損失，把兩相管路壓降計(jì)算法分為兩種情況，即杜克勒Ⅰ和Ⅱ壓降計(jì)算法。第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算1311．杜克勒（DuklerI、II）壓降計(jì)算法

杜克勒I法假設(shè)氣液兩相在管路內(nèi)混合得非常均勻，符合均相流模型的假設(shè)條件，可把氣液兩相管路當(dāng)作單相管路進(jìn)行水力計(jì)算，只是在計(jì)算中用氣液混合物的各項(xiàng)參數(shù)取代單相流體的參數(shù)。即管路的壓降梯度用達(dá)西公式計(jì)算，即

（3-94）（1）杜克勒I法

第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算132其中，氣液混合物的水力摩阻系數(shù)λ，采用1930年化學(xué)工程師協(xié)會(huì)發(fā)表的計(jì)算式：（3-95）氣液兩相混合物的雷諾數(shù)、密度、粘度計(jì)算式如下：（3-96）第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算133上式中，J為由加速度所引起的與壓力梯度有關(guān)的系數(shù)，無因次；為管路的平均壓力；為考慮流體加速度引起的壓力損失后，管路的壓降梯度。

(1)杜克勒I法第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算

杜克勒認(rèn)為，流體沿管長(zhǎng)流速的變化還將產(chǎn)生由加速度引起的壓力損失，其計(jì)算式：（3-97）134

（2）杜克勒Ⅱ法

杜克勒Ⅱ法屬于分相流模型法，杜克勒認(rèn)為，在實(shí)際管路中氣液兩相的流速常不相同，相間存在滑脫，只有在流速極高的情況下才可近似認(rèn)為兩相間無滑脫存在。因而，他利用相似理論并假定沿管長(zhǎng)氣液相間的滑動(dòng)比不變，建立了相間有滑脫時(shí)管路壓降梯度的計(jì)算方法，該方法中的壓降梯度仍按式（3-94）計(jì)算，流速、粘度和雷諾數(shù)的計(jì)算方法同杜克勒Ⅰ法，而氣液兩相混合物的密度按式（3-98）計(jì)算：

第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算135

若氣液流速相同，相間無滑脫（β=φ、HL=RL），上式與杜克勒Ⅰ法的密度計(jì)算式相同（ρm=ρf），則Ⅰ法與Ⅱ法完全一致。因而，可把杜克勒Ⅰ法看作是Ⅱ法的一個(gè)特例。按式（3-98）求氣液混合物密度時(shí)，須知截面含液率HL，杜克勒利用數(shù)據(jù)庫(kù)中儲(chǔ)存的實(shí)測(cè)數(shù)據(jù)，得到截面含液率、體積含液率和雷諾數(shù)之間的關(guān)系曲線如圖3-14所示。

（2）杜克勒Ⅱ法第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算（3-98）136圖3-14RL—Re—HL關(guān)系曲線（2）杜克勒Ⅱ法第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算137

圖中體積含液率RL可由管路氣液體積流量求得，而截面含液率HL與雷諾數(shù)之間呈隱函數(shù)關(guān)系，需要猜算。一般先假設(shè)截面含液率HL，按式（3-98）計(jì)算出兩相混合物密度ρm，進(jìn)而求得雷諾數(shù)Re后，由圖3-14查出HL。若假設(shè)的HL值與由圖3-14查得的HL值相差超過5％，需重新假設(shè)HL值，重復(fù)上述計(jì)算步驟，直至兩者之誤差小于5％為止。（2）杜克勒Ⅱ法第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算138（2）杜克勒Ⅱ法第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算相間有滑脫的水平兩相管路的水力摩阻系數(shù)由下式計(jì)算：（3-99）式（3-99）中C為系數(shù)，是體積含液率RL的函數(shù)，由數(shù)據(jù)庫(kù)實(shí)測(cè)數(shù)據(jù)歸納而得的C~RL關(guān)系曲線圖3-15。該曲線的表達(dá)式為：139圖3-15C—RL關(guān)系曲線

由圖3-15可以看出，RL=1時(shí)，即管路內(nèi)只有單相液體流動(dòng)時(shí)，C=l。所以系數(shù)C可理解為管路內(nèi)存在兩相時(shí)其水力摩阻系數(shù)比單相液體管路增加的倍數(shù)。（2）杜克勒Ⅱ法第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算140

由于數(shù)據(jù)庫(kù)內(nèi)實(shí)測(cè)數(shù)據(jù)的局限性，杜克勒建議Ⅱ法的適用范圍：1）截面含液率為0.01～1.0，體積含液率為0.001～1.0；2）管徑不大于5英寸；3）兩相雷諾數(shù)為600～200000。

杜克勒在建立了兩種兩相管路壓降計(jì)算方法后，用數(shù)據(jù)庫(kù)中的實(shí)測(cè)數(shù)據(jù)進(jìn)行了檢驗(yàn)。他認(rèn)為：杜克勒Ⅱ法優(yōu)于Ⅰ法。（2）杜克勒Ⅱ法第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算141

2．貝克（Baker）壓降計(jì)算公式

貝克壓降計(jì)算式是一種基于流型模型壓降計(jì)算方法。在計(jì)算兩相管路壓降時(shí)，采用了兩相管路壓降梯度為分氣相壓降折算系數(shù)與管路內(nèi)只有氣體單獨(dú)流動(dòng)時(shí)壓降梯度的乘積，即（3-101）第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算——管線內(nèi)只有氣體單相流動(dòng)時(shí)的壓降梯度，Pa/m；——?dú)庀鄩航嫡鬯阆禂?shù)，見式（3-22）。142圖3-2貝克流型圖

無因次

貝克根據(jù)自己作出的流型分界圖3-2，對(duì)許多研究者的實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)和兩相管路的生產(chǎn)實(shí)測(cè)數(shù)據(jù)進(jìn)行了分析研究第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算143

歸納出各流型區(qū)分氣相折算系數(shù)的經(jīng)驗(yàn)相關(guān)式，見表3-6。

2．貝克（Baker）壓降計(jì)算公式第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算144

貝克所收集的實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)大多來自6～10英寸原油和天然氣的混輸管路，故上述公式較適用于6英寸以上的油氣混輸管路，其中以沖擊流型的計(jì)算精度最好，誤差可望在10％左右，環(huán)狀流次之。

2．貝克（Baker）壓降計(jì)算公式第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算1453．伊頓（Eaton）壓降計(jì)算公式（1）Eaton水平管持液率計(jì)算式（2）Eaton壓降梯度計(jì)算相關(guān)式（3）兩相水力摩阻系數(shù)的計(jì)算

第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算146（1）Eaton水平管持液率計(jì)算式

Eaton等人用了三種直徑的管線（2英寸、4英寸和17英寸）進(jìn)行試驗(yàn)，為了避免入口效應(yīng)對(duì)兩相流動(dòng)的影響，其中還采用了一條長(zhǎng)于10英里、管徑17英寸的海底管線作實(shí)驗(yàn)。一般說來，Eaton計(jì)算式不適用于直徑小于50.8mm的管道，不能應(yīng)用于持液率很高或很低的場(chǎng)合，當(dāng)HL<0.1時(shí)持液率計(jì)算值偏低，在0.1<HL<0.35范圍內(nèi)比較準(zhǔn)確。有學(xué)者計(jì)算表明，Eaton公式用于高氣液比的混輸管道計(jì)算持液率時(shí)具有較好的準(zhǔn)確性，例如海底凝析天然氣與凝液的混輸管道。

第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算147（1）Eaton水平管持液率計(jì)算式第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算Eaton水平管截面持液率計(jì)算式如下：

（3-102）令無因次項(xiàng)

管徑性質(zhì)準(zhǔn)數(shù)

（3-104）148（2）Eaton壓降梯度計(jì)算相關(guān)式

Eaton認(rèn)為，影響壓降和流型的參數(shù)相同，故其壓降相關(guān)式可用于各種流型。Eaton由能量平衡方程式最后推出的壓降相關(guān)式：（3-105）

從式（3-105）中可以看出，Eaton壓降相關(guān)式?jīng)]有考慮高程損失，只考慮了摩阻損失和加速損失。第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算149

起伏管線采用了Flanigan相關(guān)式計(jì)算高程損失，人們稱這時(shí)的Eaton壓降計(jì)算法為Eaton-Flanigan混合模型壓降計(jì)算法，簡(jiǎn)稱EF，見表3-5。

（2）Eaton壓降梯度計(jì)算相關(guān)式第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算150

（3）兩相水力摩阻系數(shù)的計(jì)算

Eaton認(rèn)為，流型和壓降均為非獨(dú)立變量，在求摩阻系數(shù)的過程中證實(shí)了上述觀點(diǎn)。1967年，Eaton發(fā)表了摩擦阻力系數(shù)的相關(guān)關(guān)系圖3-16，圖3-16摩擦阻力系數(shù)的相關(guān)關(guān)系第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算151二、垂直氣液兩相管流的壓降計(jì)算Hagedorn-Brown垂直管兩相流壓降關(guān)系式Hagedorn-Brown壓降關(guān)系式中λ的計(jì)算Hagedorn-Brown壓降關(guān)系式中的計(jì)算

第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算1521．Hagedorn-Brown垂直管兩相流壓降關(guān)系式

1965年，Hagedorn和Brown基于所假設(shè)的壓力梯度模型，根據(jù)大量的現(xiàn)場(chǎng)試驗(yàn)數(shù)據(jù)反算持液率，提出了用于各種流型下的兩相垂直上升管流壓降關(guān)系式，此壓降關(guān)系式不需要判別流型，被認(rèn)為是豎直向上流動(dòng)的最好壓降計(jì)算法，在傾角大于70°時(shí)最準(zhǔn)確。其壓降梯度方程為：（3-109）第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算153——混合物流動(dòng)密度，kg/m3，見式（3-18）?！旌衔锪魉?，m/s；2．Hagedorn-Brown壓降關(guān)系式中λ的計(jì)算

為了確定，Hagedorn&Brown首先定義兩相混合雷諾數(shù)：（3-112）

第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算式中μm——?dú)庖合嗷旌衔镎扯?，Pa·s，見式（3-107）；

1542．Hagedorn-Brown壓降關(guān)系式中λ的計(jì)算

確定后，可由莫迪（Moody）圖中查得，或由依據(jù)Moody圖提出的Colebrook和White（1939）關(guān)系式進(jìn)行計(jì)算。

（3-113）式中，絕對(duì)粗糙度e與管子內(nèi)徑d的比值稱為相對(duì)粗糙度，即e/d。第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算1553．Hagedorn-Brown壓降關(guān)系式中的計(jì)算

Hagedorn和Brown在試驗(yàn)井中進(jìn)行兩相流實(shí)驗(yàn)，得出了計(jì)算持液率的三條相關(guān)曲線（如圖3-17、3-18、3-19所示）。使用這三條曲線時(shí)，需要計(jì)算氣、液相速度準(zhǔn)數(shù)、液相粘度準(zhǔn)數(shù)和管徑性質(zhì)準(zhǔn)數(shù)四個(gè)無因次量，然后查圖3-17~3-19計(jì)算HL，步驟如下：用式（3-45）、式（3-104）計(jì)算流動(dòng)條件下的上述四個(gè)無因次量；由～關(guān)系曲線圖3-17，根據(jù)確定值；由圖3-18確定比值，其中為標(biāo)準(zhǔn)大氣壓；

由圖3-19確定值；計(jì)算第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算156第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算157三、傾斜氣液兩相管流的壓降計(jì)算

1、管路起伏對(duì)管流的影響

管路沿線存在起伏時(shí)，不僅激烈地影響著兩相管路的流型，而且原油大量聚積在低洼和上坡管段內(nèi)，使氣體的流通面積減小、流速增大，造成較大的摩擦損失和滑脫損失。第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算158上坡引起的壓降為：上坡：由于重力的影響使液相流速變慢，液體所占的流通面積增大，平均截面含液率增大；浮力的作用使氣相流速增加，流通面積減小，平均截面含氣率減小。下坡：由于重力和浮力的作用使截面含液率減小，截面含氣率增大。使下坡側(cè)所回收的壓能不能完全補(bǔ)償上坡側(cè)舉升流體所消耗的能量。1、管路起伏對(duì)管流的影響第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算159

管路沿線地形起伏時(shí)，管路的壓降除克服沿程摩阻外，還包括上坡段舉升流體所消耗的、而在下坡段不能完全回收的靜壓損失。兩相管路沿線地形起伏所引起的附加壓降十分驚人。據(jù)文獻(xiàn)介紹，美國(guó)有一條16英寸的兩管路，通過36個(gè)不大的小丘，按水平管估算的壓降為0.7×106Pa，投產(chǎn)10天后壓降穩(wěn)定在20.4×105Pa，約為按水平管估算壓降的12倍。1、管路起伏對(duì)管流的影響第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算160

在選線工作中有時(shí)會(huì)出現(xiàn)線路長(zhǎng)、地勢(shì)平坦的方案優(yōu)于線路短而沿線有較大起伏的方案?？伎隧f爾用杜克勒公式作出加拿大東海岸擬建的賽布爾島輸送天然氣—凝析液海底管路終點(diǎn)壓力—輸量關(guān)系曲線，如圖3-10所示。該管路全長(zhǎng)257公里，其中202公里敷設(shè)于海底，沿線地形起伏。

1、管路起伏對(duì)管流的影響第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算161

圖3-10賽布爾管路終點(diǎn)壓力—輸量曲線1－起點(diǎn)壓力9.928MPa，D=0.61m2－起點(diǎn)壓力9.928MPa，D=0.762m3－起點(diǎn)壓力13.79MPa，D=0.61m第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算162曲線1、2出現(xiàn)中等輸量終點(diǎn)壓力最大值？在某一中等輸量時(shí)，雖然摩擦壓力損失較低輸量時(shí)有所增加，但由于氣體流速的增高使管內(nèi)積聚的凝析液量大大降低，靜壓損失減小，使管路總壓降最小。繼續(xù)增大輸量時(shí)，盡管積聚的凝析液量有相應(yīng)的減小，但此時(shí)摩擦損失已在總壓降中占有主導(dǎo)地位，并隨輸量的增加而增大，管路的總壓降又重新增大。第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算

圖3-10賽布爾管路終點(diǎn)壓力—輸量曲線163

為什么在很小的輸量下，大直徑管路的壓力損失反而大于小直徑管路的壓力損失？

是由于在相同輸量下大直徑管路中氣體流速低、積聚液量多，靜壓損失較大的緣故。第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算

圖3-10賽布爾管路終點(diǎn)壓力—輸量曲線164曲線3終點(diǎn)壓力變化規(guī)律？這是因?yàn)檩斄枯^低時(shí)，管路沿線壓力較高，管路中只有單相氣體存在。而較大輸量時(shí)，沿線壓力降低，在部分管路中才出現(xiàn)兩相流，但此時(shí)摩擦壓力損失在管路總壓降中已占主導(dǎo)地位，因而在中等流量區(qū)沒出現(xiàn)壓降最小值。第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算

圖3-10賽布爾管路終點(diǎn)壓力—輸量曲線1652、弗萊尼根關(guān)系式

弗萊尼根在研究許多現(xiàn)場(chǎng)數(shù)據(jù)后認(rèn)為：管路下波段所回收的壓能比上坡段舉升流體所消耗的壓能小得多，可以忽略；上坡段由高差所消耗的壓能與兩相管路的氣相折算速度呈相反關(guān)系，速度趨于零時(shí)，高程附加壓力損失最大；由爬坡所引起的高程附加壓力損失與線路爬坡高度之總和成正比，和管路爬坡的傾角、起終點(diǎn)高差的關(guān)系不大。第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算166式中∑z

——管路上坡高度之總和，mFe

——起伏系數(shù)。——液相密度，kg/m3；——管線長(zhǎng)度，m；

g——重力加速度，m/s2。

兩相管路由于高程變化所引起的附加壓力梯度（Pa/m）的計(jì)算式：2、弗萊尼根關(guān)系式第四節(jié)油氣混輸管路水力計(jì)算167

弗