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1、海底管道工程相关参考资料垂直两相管流流型特点：表2. 2流型划分及其特点流型特点气泡流（Bubble）又叫泡状流当气液混合物内的含气量不多时，气体以气泡形式浓集于管子上部。气液 间的表面张力使气泡呈球形。气泡以与液体相等的速度或略低与液体的速 度沿管运动。两相管以气泡流型稳定运行时，一般无明显的压力波动。气团流（Plug）又叫团状流随着气量的增加，气泡合并形成较大的气团，在管路上部同液体交替地流 动。分层光滑流（Stratified）又叫层状流再增多气体量，气团连成一片连续气相。气液间具有较光滑的界面，相速 度有较大的差别.以分层光滑流稳定运行时，管路也无明显的压力波动。光滑波浪流（Wave）
2、气体量进一步增加，气体流速提高，在气液界面上吹起与行进方向相反的 波浪。以光滑波浪流流型运行的管路有轻微的压力波动，其波动频率很高。段塞流（Slug） 乂叫冲 击流气体流速更大时，波浪加剧，其波峰不时高达管顶，形成液塞，阻碍高速 气流的通过，进而又被气体吹开并带走一部分液体，被带走的液体或被吹 散成雾滴或气体一起形成泡沫。显然，以冲击流型工作的混输管路其震动 和水击现象最为明显，管路压力有很大波动，但震动频率较小。环状流(Annuiar)随着气体流速的进一步提高，不同心环状液层变薄，形成环状流。气体携 带着液滴以较高的速度在紧挨管壁的环状液层的中心通过。雾状流（Spray）又叫弥散流当气体的流
3、速更大时，环状液层被气体吹散，以液雾的形式随着高速的气 体向前流动.2. 2. 2影响流型的因素影响流型的因素有很多，主要有以下几项：流体的物理性质和输量，流道的几何形 状和管壁情况以及流动过程中的质量、热量传递等。下面将分别讨论各种因素对流型的 影响。1）流型与气液流量气液流量是影响流型的最主要因素。对于直径一定的管线而言，流量的大小可以通 过气液表观速度来表示。不同的气液表观速度可能导致管路中不同的流态。目前大多数 工业流型图都是根据气液两相的表观速度来划分的。例如使用非常广泛的曼德汉流型 图，就是以水和空气为介质，以气液两相的表观速度为横纵坐标绘制而成的。图中横坐标为气相折算速度Gg，纵
4、坐标为液相折算速度5 O根据算得的f和4就 可由图确定水平管中气液两相流流型。10分散气泡流O.OO.0. 00110000.01 0. 1 1 10 100 气相折算速度，vsg(m.s-)图2. 6曼德汉流型分界图;二岂逻言之一一二=X M 、Brill就实验中观察到的某些现象进行了分析，得到主要的结论有：1. 在某一固定液体流量下，管路上倾角愈小，气泡在管截面上的分布愈不均匀， 管截面上方的气泡浓度愈大，易于合并成大气团，最后变为冲击流型。因而，上倾角较 小时，由气泡转变为冲击流的气体流量较小。2. 当管路上倾时，不论倾角多小，实验中都没有观察到分层流。另一学者巴利亚 (Bemea)认为
5、，上倾角小于0.25度时，分层流便消失，上倾角达到10度时，不再出现波浪流。303. 气液混合物下坡流动时，气泡受浮力影响向上的分速度和流体运动的方向相反， 气泡受液体质点的碰撞和剪切变为更小的气泡。因而在某一液体流量下，由气泡流转变 为冲击流的气体流量要比上倾管路大。4. 在下倾管中，通常为分层流或气泡流。只有在液体流量大得足以推动聚结的气 泡向下游流动时才出现冲击流。5. 下倾管倾角在030度范围内增加时，流型图上分层流范围逐渐扩大，继续增加 倾角将使分层流范围缩小。6. 不管管路倾角如何，液相粘度对流型的转变都有较大的影响。粘度愈大，在单 位体积中有很大表面积的气泡在液体中运动受到较大阻
6、力，其流动速度减慢，气泡易于 聚结、合并成大气团并转变为冲击流型。因而在某一液体流量下，液体粘度大，由气泡 流向冲击流转变的气体流量愈小。7. 当混合流体的体积含液率等于或小于1%时，坏状流型的环状薄膜几乎全部被气 流吹成雾状液滴。Taitel流型判别法1.泰特尔(TaiteD流型划分和流型转变的判别准则Taitel把两相管路分为五种流型，即：分层光滑流、分层波浪流、间歇流、环状液雾流和分散气泡 流，如图3.6所示。其中：曲线A、B的纵横坐标为F和上 曲线C的纵横坐标为K和X,曲线D的纵 横坐标为7和X.100001000yioo1010.001 0.01 0. 1 1 10 100 1000
7、 10000X环状液雾流月分层波浪流 c分层光滑流分散气泡流间歇流0. 1工 轻 001图3.6 Taitel的流型划分示意图1）分层流转变为间歇流或环雾流的判别准则(3.37)满足上式的流型为间歇流或环状液雾流，不满足上式则为分层流。在判断过程中要首先由（3.1） 式求出假想液面高度，再求出气、液相过流面积以及上式中各参数。式中，F为修正的弗鲁德数，可由下式求得：(3.38)2性(口 -pg) jDgcos0式中，K知參疋的弗鲁德数与该液体表现雷诺数的平方根的乘积，即:(3.42)刃为液相粘度，S为函数，宾杰明（Benjamin）根据实验结果提出其范围在0.01到0.03之间，Taitel
8、建议S取0.01 o满足式（3.41）,流型为分层光滑流，否则为分层波浪流。4）间歇流转变为分散气泡流的判别准则当管内液面较髙，接近管顶，而且液体的紊流脉动十分激烈，足以克服使气体存在于管顶处的浮力 时，气体就有同髙速流动的液体混合的趋势，流型就由间歇流转变为分散气泡流。其判别准则如下：2 r 込 T2 匚（3.43）S同何(口 _Qg)gcos&式中，并为液相摩擦系数与雷诺数关系式的指数（对于紊流n=02,对于层流存1.0）,其它的无因 次量由Taitel&Dukler模型求出。满足上式，流型为间歇流，否则为分散气泡流，参数T由下式给出：(3.44)其中，（dP!dl为两相管路中只有液体单独
9、流动时的压降。利用Taitel流型划分法所获得结果与 Mandhane流型图相近似。但由于该方法更为全面地考虑了流型转变的因素，并可根据管路的工作特性 直接确定流型，因此更适合外推到一个比较宽的管径和物性范围。-RSIS 3 6典型双组分体系的相图(Exxon Comn)它是汽相区和两相区的分界线，该线 代表汽相体积百分数为100，当压力升 高到露点压力时，体系会出现第一批液 滴。CAF 为泡点线；它是液相区和两相区的分界线，该线 表示液相体积百分数为100当压力降到 等于泡点压力时，体系将出现第一批气 泡，此压力又称为该烃类体系的饱和压 力，所以泡点线又称为饱和压力线。石油相态和物性纯物质的
10、气、液两相平衡共存的极限热力状态。物质的气态和液态平衡共存时的一个边 缘状态。在此状态时，饱和液体与饱和蒸气的热力状态参数相同，气液之间的分界面消失，因而 没有表面张力，气化潜热为零。处于临界状态的温度、压力和比容，分别称为临界温度、临 界压力和临界比容。可用临界点表示。（1）两组分体系的相图不再是一条单调曲 线，而是一开口的环形曲线， CE 为露点 线；9两组分体系的临界点C是泡点线和露点线的交汇点在临界点处，液相和汽相的所有内涵性质（指与数量无关的性质）诸如密度、粘度等都相 同。临界点所对应的温度和压力已不再是两相共存的最高温度或压力，高于临界温度或压力 的特定区域内仍可能呈现两相共存。两
11、相共存的最高温度点是CT点，两相共存的最高压力 点为CP点，特定区域是指TcTTCT区域和PcPPCP区域。体系温度高于最高温度TCT时、无论加多大的压力，体系也不能液化，故又将此温度称 为临界凝析温度；当体系压力高于PCP时，无论温度如何，体系也不能汽化，而以单相液体存在，故将此 压力称为临界凝析压力。（混合物的）临界压力都高于各组分的临界压力，混合物的临界温度则居于两纯组分的 临界温度之间。相包络线aCpCCTb把两相区和单相区分开，包络线内是两相区，包络线外所有流体都以 单相存在。由图2可知，两组分体系在温度高于临界温度Tc时仍可能有饱和液体存在，直至最 高温度点M为止。点M的温度TM是
12、相包络区内气、液能够平衡共存的最高温度，称为临 界冷凝温度。同样，在压力高于临界压力pc时仍可能有饱和蒸气存在，直至最高压力点 N 为止。点 N 的压力 pN 是相包络区内气、液能够平衡共存的最高压力， 称为临界冷凝压 力。由此可知，两组分体系的临界点C、临界冷凝温度点M和临界冷凝压力点N并不重合， 而纯组分的这三点是完全重合的。临界冷凝温度和临界冷凝压力取决于体系中的组分及其含 量。正是由于两组分体系的临界点C、临界冷凝温度点M和临界冷凝压力点N并不重合，在 临界点附近引起了一种奇特的反凝析（或称反常冷凝、倒退冷凝）现象。即在临界点附近的相包络区内， 等温下降低压力可以析出液体（见线 JH
13、）， 等压下升高温度会使蒸气冷凝（见 线LK）。因此，在两组分体系相包络区的临界点C、临界冷凝温度点M和临界冷凝压力点临界冷凝压力Pc温度TglflC *IN连线下面某一范围内就会出现反凝析现 象。而对于纯组分， 这是完全不可能的。现以图2中的两组分体系为例进行分 析。该体系在点 J 以上时为气相， 至露点 线的点 J 时开始有凝液析出。然后， 沿线 JH 等温下降低压力时穿过相包络区中不 同数值的等气化率线， 因而析出的凝液最 初逐渐增多， 达到某一最高值后则逐渐减 少， 至露点线的点 H 时全部气化， 在点H以下又成为气相。从点J开始有第一 滴凝液析出到某一点凝液达到最高值即 为该等温条件
14、下的反凝析区。应该指出 的是，在天然气的开采、处理和输送过 程中，只有当其温度、压力条件处于相 包络区的反凝析范围内才会出现反凝析 现象。图3T 多组分桂癸体系相图通常严重段塞流是一种发生在从向下倾斜或水平管道流入垂直管道提升系统的物理现 象，对于这样的系统，在低液气比情况下，提升系统和管道中积累的液体阻塞了气体的通过 这就导致了管道内的气体压缩，当管道内的气压达到足够大，能对抗液柱压头时气体会膨胀 推动提升系统外的液柱流入分离器当液体段塞产生时，严重段塞流将导致没有液体或气体进入分离器，且有很高的液气比 这个现象的危害在于它导致的巨大压力和流体比率的波动大量的液体产品会导致分离器 的漫溢和关
15、闭，气体产品的波动也会带来流动过程的操作问题，并且高的压力波动将降低产 品的质量严重段塞流对油田生产具有严重的危害性，特别在近海深水作业中，由于立管较 长，一般能达到几百米甚至上千米，严重段塞流对生产设备的影响问题要比浅水生产时严重 得多严重段塞流具有压力波动大，高压降，周期性的特点，由此便会给油田生产带来一系列 的问题，例如:使未开采完的油田过早废弃，降低油田的恢复储量，迫使开采过程中过早地 采用增压辅助设备另外，由于管道出口气液相流量剧烈，变化，对管道及其下游设备的危 害也十分严重根据液塞长度的不同，分离器的设计容积差异很大，液塞过长可能导致分离 器溢流，因而，需要在分离器前安装段塞捕集器段塞捕集器的设计容积也随液塞长度的增大而 增大，这对于环境恶劣的地区，如极地!沙漠!沼泽以及近海平台来说，其费用是不能接受的 因而，迫切需要采用一定措施来预测并控制强烈段
