3 气—液两相流(非闪蒸型)
3.1 简述
3.1.1 在化工设计中，经常可以遇到气体和液体混合物在管内并流的现象，此流动
现象称为气—液两相流，这种现象可以在冷凝、蒸发、沸腾、起泡、雾化等过程
中形成，如发生在蒸汽发生器及其加热管、蒸汽冷凝管中等场合。
气—液两相流的流动过程十分复杂，与单相流体的流动机理不同，没有类似
单相流中的摩擦阻力系数与雷诺数之间的通用关联式，通常采用半经验性的关联
式来进行计算。
3.1.2 两相流的压力降要比相同质量流速的单相流大得多，主要是：
3.1.2.1 由于管内壁持液，使管内径变小；
3.1.2.2 由于气—液两相间产生相互运动，导致界面能量损失；
3.1.2.3 液体在管中起伏运动，产生能量损失等。
在一般情况下，当气—液混合物中气相在6％—98％(体积)范围内；应采用气
—液 两相流的计算方法来进行管路的压力降计算。
3.1.3 气—液两相流分为非闪蒸型和闪蒸型两类。液体非闪蒸是流体在流动过程
中，气—液相体积分率不发生变化。液体闪蒸是随着压力的降低液体闪蒸流动。
3.1.4 气—液两相流管径的计算，应采用和流型判断相结合的方法，并根据流型
判断结果初选管径。
3.1.5 确定气—液两相流的流动形式，对于两相流的压力降计算是非常重要的。
在水平管中，气—液两相流大致可分七种类型，见表3.1.5—1；在垂直管中，气
—液两相流大致可分成五种流型，见表3.1.5—2。
3.1.6 在工程设计中。一般要求两相流的流型为分散流或环状流，避免柱状流和
活塞流，以免引起管路及设备严重振动。若选用的管路经计算后为柱状流，应在
压力降允许的情况下尽量缩小管径，增大流速，使其形成环状流或分散流。也可
采取增加旁路、补充气体、增大流量等其它办法避免柱状流。
3.1.7 本规定介绍均相法和杜克勒法计算非闪蒸型气—液两相流的压力降计算。
3.1.8 第4章介绍闪蒸型气—液两相流压力降计算。
61 ——
水平管中的气—液两相流型 表3.1.5—1
气泡流：气泡沿管上部移动，其速度接近液体速度
活塞流：液体和气体沿管上部交替呈活塞状流动
层 流：液体沿管底部流动，气体在液面上流动，形成平滑的气—液界面
波状流：类似于层流，但气体在较高流速下流动，其界面受波动影响而被搅乱
柱状流：由于气体以较快速度流动而周期性崛起波状，形成泡沫栓，并以比平均流速大得多的速度流动
环状流：液体呈膜状沿管内壁流动，气体则沿管中心高速流动
分散流：大部分或几乎全部液体被气体雾化而带走
62 ——
垂直管中的气—液两相流型 表3.1.5—2
气泡流：气体呈气泡分散在向上流动的液体中，当气体流速增加时，气泡的尺寸，速度及数目也增加
柱状流；液体和气体交替呈柱状向上移动，液体柱中含有一些分散的气泡，每一气体柱周围是一层薄液膜，向柱底流动。当气体流速增加时，气体柱的长度和速度都增加
泡沫流：薄液膜消失，气泡和液体混合在一起，形成湍动紊乱的流型
环状流：液体以小于气体的速度沿管壁向上移动，气体在管中心向上移动，部分液体呈液滴夹带在气体中。当气体流速增加时，夹带也增加
雾状流：当气体流速增加时，全部液体离开管壁呈微细的液滴，被气体带走
63 ——
3.2 计算方法
3.2.1 由于气—液两相流的流动情况复杂，目前尚无准确的压力降计算公式，多
以半经验公式来计算，计算方法有多种，但各种方法都存在着局限性。综合各种
情况，推荐 以下计算方法。
3.2.1.1 流型判断
对于水平管，使用图3.2.2—1判断（图3.2.2—1即Baker图）。
对于垂直管，使用图3.2.2—2判断（图3.2.2—2即Griffith-Wallis图） 。
3.2.1.2 压力降计算
如判断结果为分散流、环状流、波状流或层流，则用3.2.2.2中的(1)和(2)两
种方法进行气—液两相流压力降计算，取其中较大值。
如判断为柱状流、活塞流，则应采取缩小管径、增大流速等措施来避免。然
后也应用3.2.2.2中的(1)和(2)两种方法计算，取其较大值。
3.2.2 计算公式选用
3.2.2.1 流型判断
(1) 水平管流型判断
在以流动条件、流体性能和管径来判断水平管中气—液两相流流型的许多图
表中，图3.2.2—1为最常用，此图把两相流在水平管中的流动分成七个流型区域。
这里应该注意到，分隔不同流型区域的边界存在着相当宽的过渡区，因此，计算时对邻接流型也应加以考虑。图3.2.2—1中By和Bx。的计算公式如下：
(3.2.2—1)
(3.2.2—2)
式中
By、Bx——伯克(Baker)参数；
WG——气相质量流量，kg／h；
WL——液相质量流量，kg／h；
ρG——气相密度，kg／m3；
(3.2.2—3)
64 ——
(3.2.2—4)
其中
(3.2.2—5)
(3.2.2—6)
式中
Fr——弗鲁特(Froude)数；
FV——气相体积分率；
VG——气相体积流量，m3／s；
VL——液相体积流量，m3／s；
d——管道内直径，m；
A——管道截面积，m2；
g——重力加速度，9.81m／s2。
其余符号意义同前。
图3.2.2—1 水平管内气—液两相流流型图
65 ——
图3.2.2—2 垂直管内气—液两相流流型图
通过计算，求出Fr、Fv值，在图3.2.2—2中查出其流型。
3.2.2.2 压力降计算
(1) 均相法
气—液两相流压力降计算比较复杂，均相法是力图简单化，其特点是假定气
—液两相在相同的速度下流动，将气—液混合物视为其物性介于液相与气相之间
的均相流，这个假定在理论上可用于分散流，但不能用于环状流，因环状流的气
相流速高于液相流速。
均相法计算步骤如下：
a. 均相物性计算
(3.2.2—7)
(3.2.2—8)
(3.2.2—9)
(3.2.2—l0)
(3.2.2—11)
66 ——
(3.2.2—12)
(3.2.2—13)
式中
WT——气—液两相液总的质量流量，kg／h；
WL——液相质量流量，kg／h；
WG——气相质量流量，kg／h；
Y——气相质量分率；
ρH——气—液两相流平均密度，kg／m3；
ρG——气相密度，kg／m3；
ρL——液相密度，kg／m3；
X——液相体积分率；
μH——气—液两相流平均粘度，Pa·s；
μL——液相粘度，Pa·s；
μG——气相粘度，Pa·s；
uH——气—液两相流平均流速，m／s；
d——管道内直径，m；
Re——雷诺数。
b. 压力降计算
根据管道材料及管内径，从第1章“单相流(不可压缩流体)”中图1.2.4—2
查取ε(管壁绝对粗糙度)和ε／d(管壁相对粗糙度)。
根据Re(雷诺数)和ε／d，从图1.2.4—1查取λ(摩擦系数)，即 λH。
(a) 直管段摩擦压力降
62102'−××××=ΔdLuPHHHfρλ (3.2.2—14)
根据经验应乘以安全系数3
⊿Pf＝3×⊿P'f (3.2.2—15)
(b) 局部压力降
按当量长度法进行计算，常用管件和阀门的当量长度见第1章“单相流(不可
67 ——
压缩流体)”中表1.2.4—2。
62102'−××××=ΔdLuPeHHHKρλ (3.2.2—16)
根据经验应乘以安全系数3
⊿Pk＝3×⊿P'k (3.2.2—17)
上升管静压降
⊿PS＝(Z2－Z1)×ρH×9.8l×l0-6 (3.2.2—18)
总压力降(忽略管两端的速度压力降)
⊿P＝1.15(⊿Pf+⊿Pk+⊿PH) (3.2.2—19)
式中
1.15为安全系数。
⊿Pf——直管段摩擦压力降，MPa；
λH——管壁的摩擦系数；
L——直管段长度，m；
g——重力加速度，9.81m／s2；
⊿Pk——局部压力降，MPa；
Le——管件的当量长度，m；
Z2——管道终端标高，m；
Z1——管道始端标高，m；
⊿PS——上升管静压降，MPa；
⊿P——总压力降，MPa。
其余符号意义同前。
(2) 杜克勒法 （杜克勒法即Dukler法）
此法考虑了气—液两相在管内并非以同等速度流动的影响，计算分两步进行。
68 ——
a. 试差法求液相实际体积分率KL(3.2，2——20)
(3.2.2——21)
(3.2.2——22)
(3.2.2——23)
(3.2.2——24)
(3.2.2——25)
(3.2.2——26)
(3.2.2——27)
当Z≤10时
K＝－0.16367+0.31037Z－0.03525Z2+0.001366Z3 (3.2.2—28)
当Z>10时
K＝0.75545+0.003585Z－0.00001436Z2 (3.2.2—29)
以上各式中
KL——液相实际体积分率(试差初值可取KL＝0.5)；
K——班可夫(Barkoff)流动参数；
X——液相体积分率；
uL——液相流速，m／s；
uH——气—液两相流平均流速，m／s；
μTP——气—液两相流混合粘度，Pa·s；
Fr——均相弗鲁特(Froude)数；
Re——雷诺数；
Z——计算用中间参数。
其余符号意义同前。
试差法求KL的计算过程是先假定KL值，由式(3.2.2—21)至式(3.2.2—27)计算
Re、Fr、X、Z和K值等，然后再由式(3.2.2—20)核算KL值，若核算值与假定值不
符，则用核算值作为假定值重新计算，直至两者接近为止。
69 ——