安全閥計算實例討論

安全閥計算實例討論

上海申弘閥門有限公司

設計數據

（1）容器數據：

設計壓力：1.0 MPa G    設計溫度：80 C

外壁不保溫           安全閥定壓：1.0 MPa G

直徑：2000mm      切線長度：6500mm

橢圓型封頭

（2）介質

10％NaOH溶液（物性按照水計算）

（3）安全閥計算工況：火災；按有合適的消防設施和良好的下水系統計算；設備允許超壓按10%計

計算

1 按照《石油化工設計手冊》第四卷P421頁公式

(1) 選用計算公式

按照《石油化工設計手冊》第四卷P421頁公式

G=155400FA^0.82/L

其中

G——火災工況時安全閥所需的排放量，kg/h

F——容器外壁校正系數，此處取1

A——容器濕表面積，m2

L——容器在泄壓工況時的氣化前熱，kJ/kg

（2）所需泄放量的計算

A=π*2.0*6.5+2.61*2.0^2

=51.26 m2

安全閥泄放時的入口壓力1.0*1.1=1.1 MPa G；對應水的氣化潛熱L=1987.7kj/kg

G=155400FA^0.82/L

=155400*1*51.26^0.82/1987.7

=1973.7kg/h

2 用chemCAD算

 

Device type = Relief valve

Valve type = Balanced valve

Vent model = HEM (Homogeneous Equilibrium Model)

Vessel model = Bubbly model

Design model = API-520/521

Design, Pressure vessels.

Short cut method used for design case.

API 520-521, Adequate firefighting and drainage facilities exist.

Horizontal vessel

Head type = Ellipsoidal

Head K factor (dpth / R)=0.5

Vapor Z factor=0.91599

Cp/Cv=1.4177

Vapor MW=18.015

Liquid heat capacity kcal/kmol-C =19.43

Latent heat kJ/kg =1966.3

Relief device analysis:

Set pressureMPa =1.2

Back pressureMPa =0.1

% Overpressure=10

TemperatureC =192.03

Discharge coefficient=0.953

C0 radial distribution parameter=1.2

Kb Backpressure correction factor =1

Exposed aream2 =49.245

Environmental factor=1

Heat ratekJ/h =3.7971e+006

Calculated nozzle aream2 =0.0038775 (For heat model 1)

The following calculation is base on vent area 0.0038775 m2.

Calculated vent ratekg/h =1.0208e+005

Calc criticalrate kg/h =1.0208e+005

Calc critical press MPa =1.1477

Nozzle inlet vapor mass fraction= 7.6261e-008

Device inlet densitykg/m3 = 873.54



（3）從上面的計算結果可以看出手算的結果是“1973.7kg/h”，而軟件計算的結果是“102080 kg/h ”。問題出在哪里量 ，哪一個準確，或者應該怎么算。

附件是我所用的CHEMCAD計算文件和報告。

問題可能在這里：火災模型選用的是API520/521，API520/521認為泄放時排出單純為氣相；而平衡流量模型選擇了HEM，HEM是用于計算兩相流的。上海申弘閥門有限公司主營閥門有：減壓閥(氣體減壓閥,可調式減壓閥,波紋管減壓閥,活塞式減壓閥,蒸汽減壓閥,先導式減壓閥,空氣減壓閥,氮氣減壓閥,水用減壓閥,自力式減壓閥,比例減壓閥)、安全閥、保溫閥、低溫閥、球閥、截止閥、閘閥、止回閥、蝶閥、過濾器、放料閥、隔膜閥、旋塞閥、柱塞閥、平衡閥、調節閥、疏水閥、管夾閥、排污閥、排氣閥、排泥閥、氣動閥門、電動閥門、高壓閥門、中壓閥門、低壓閥門、水力控制閥、真空閥門、襯膠閥門、襯氟閥門。因此平衡流量模型應該選用single phase vapor。我按照樓主的條件計算了下，如果物性只按水計算，結果：

Relief Device Sizing for Stream 1

Device type = Relief valve

Valve type = Balanced valve

Vent model = All vapor

Design model = API-520/521

Design, Pressure vessels.

API 520-521, Adequate firefighting and drainage facilities exist.

Horizontal vessel

Head type = Ellipsoidal

Head K factor (dpth / R)          =           0.5

Vessel dimensions:

Diameter                        m =             2

Length (T to T)                 m =           6.5

Vessel volume                  m3 =        22.515

Liquid level                    m =             2

Initial vapor volume fraction     =        1e-005

Height above ground             m =             0

Fluid properties:

Vapor mass                     kg =     0.0013803

Liquid mass                    kg =         19767

Vapor density               kg/m3 =        6.1307

Liquid density              kg/m3 =        877.97

Surface tension               N/m =      0.040495

Liquid viscosity           N-s/m2 =    0.00014156

Vapor Z factor                    =       0.92065

Cp/Cv                             =        1.4111

Vapor MW                          =        18.015

Liquid heat capacity      kJ/kg-K =        4.4947

Latent heat                 kJ/kg =        1981.2

Relief device analysis:

Set pressure                MPa-G =             1

Back pressure               MPa-G =           0.1

[wiki]%[/wiki] Overpressure                    =            10

Temperature                     C =        188.08

Discharge coefficient             =         0.975

Kb Backpressure corr. factor      =             1

Exposed area                   m2 =        49.245

Environmental factor              =             1

Heat rate                    kJ/h =   3.7971e+006

Calculated nozzle area         m2 =    0.00029276 (For heat model 1)

 

CHEMCAD 5.6.4                                                        Page 2

Job Name: relief valve   Date: 03/21/2008  Time: 11:48:55

Selected valve type: 1.5G2.5

Actual nozzle area             m2 =    0.00032452

The following calculation is base on vent area    0.00032452 m2.

Calculated vent rate         kg/h =        2122.4

Calc critical   rate         kg/h =        2122.4

Calc critical press         MPa-G =       0.53108

Nozzle inlet vap. mass fraction   =             1

Device inlet density        kg/m3 =        6.1307

Nozzle inlet vap. vol. fraction   =             1

選用HEM模型，結果同手冊計算結果相差很大，可能是因為計算手冊還是沿用老的API520/521規范，認為泄放時排放的是單純的氣相，而美國AICHE研究發現緊急排放的時候是氣液混合相，所以推出了DIERS標準。CHMEMCAD中不僅支持DIERS標準，也支持老的API520/521規范。而HEM模型是用于計算兩相流的模型，所以結果要大很多。



我用5.2和5.5分別算了一下，結果*相同：

The following calculation is base on vent area    0.00029874 m2.

Calculated vent rate         kg/h =        1907.4

Calc critical   rate         kg/h =        1907.4

對于這些參數的選擇，有什么可以參考的依據嗎？

容器流量模型:均相、發泡和攪動-湍流。均相容器模型假定氣-液不分離；發泡容器模型假定氣泡從液體中均勻產生；攪動-湍流模型假設較大的氣-液分離。

排放流量模型：HEM 模型用于蒸汽和液體有相同的組分和相同的速度；HNE模型是基于在滯流和節流點之間沒有物質交換的均相流動；ERM 給出比HNE 模型有點低的守恒蒸汽速率；非閃蒸液體模型用于不靠近組分[wiki]沸點[/wiki]附近的體系；單相蒸汽模型假設在各點的排放量均等。

看來這個問題比較復雜，我們通常都是采用API或者HG,GB等計算方法，也就是說按照單純的氣相排放計算。實際上也可能存在氣液兩相，而“DIERS”“CCPS”等規范在國內應用還不是很廣泛，同時存在兩種計算的結果相差太大。

針對這個具體的例子，在chemcad中“vent flow modle”應選擇那個更合理。如果液位確實是和容器直徑相等，也就是*充滿狀態，是不是應該按兩相流考慮，而如果液位小于容器直徑，就按照單一氣相流計算，這同樣存在一個問題，以什么作為判斷的依據。

大家在工程設計實踐中是如何考慮的。

再次對大家的積極參與表示感謝！

Nozzle inlet vapor mass fraction= 7.6261e-008

Device inlet densitykg/m3 = 873.54

從樓主的后兩行數據看，用chemcad 計算的結果，安全閥進口含汽量極少！根據排放物中液體比例的-8次方，可以看出根本不是兩相流！程序計算總吸收熱為Heat ratekJ/h =3.7971e+006，如果按計算的瀉放量102080kg/h 計算，無相變，則液體溫度上升不到9度。而計算書中又有TemperatureC =192.03，這溫度是排放溫度嗎？如果是排放溫度的話，與設計溫度溫差在100度以上，瀉放量也不應該是上面數據。192.03是設定壓力下的飽和溫度。從手算和程序結果看，吸收熱基本一致。問題出在有無相變。

 

Valve type = Balanced valve

Vent model = HEM (Homogeneous Equilibrium Model)

Vessel model = Bubbly model

這三項輸入都值得商量。為什么選平衡型？HEM 應該有問題。bubbly model 是[wiki]泡點[/wiki]模式？如果真如此，那不對了。

不知道儲存NaOH的罐子，溫度也不高位什么設計壓力為1.0MPa呢？

的參與和深入討論！

   如果發生這種介質在火災工況下的安全泄放，應該是氣相，或者氣液兩相。也就說肯定存在相變，否則不會壓力上升很快。關于是否存在安全泄放過程中的“氣液兩相”，我對此的理解很模糊，據說在英文規范DIERS和CCPS對此有較為深入的研究。我對安全閥所需泄放量計算的理解就是符合“容規”或“GB150”即可，深入地研究這個過程不屬于我的能力范圍。

我現在的困惑就是，在工程實踐中，我們如何選擇計算方法。能不能按照API520中所提供的簡單公式進行計算所需泄放量。

另外幾個問題，我的理解是：

1、依據軟件，計算書中的溫度192.03 C應該就是泄放溫度；

2、是否選擇“平衡式”還是“常規型”安全閥似乎不會對所需泄放量產生大的影響，另外按照通用理解，平衡式安全閥應用于“背壓波動”的情況，應該也沒有什么問題。

3、“Vessel model = Bubbly model”根據chencad的解釋：“bobbly”模型假定在“Dynamic Vessel”內，生成均勻的氣、液相混合物質，并帶有企業分離。根據我的理解，似乎也沒有什么問題。

4、容器的設計壓力定為1.0MPa，是由于工藝條件決定這個容器在0.7MPa左右的壓力條件下工作，并這個容器不屬于儲存容器，而屬于工藝過程容器。

因為近學習安全閥的知識，所以對你這問題很感興趣。

又看了一下你附錄的計算書。在后附錄的安全閥出口狀態，溫度為99.6294度。結合前面的進口狀態，我認為你的計算程序模擬出來的結果是安全閥進口狀態是液態，出口是氣態。這就說明在排放過程中發生了汽化。根據進出口溫度變化也說明了這一點。這樣對于你的計算我想得出以下結論：

1）手算采用的公式和程序根據你的輸入采用的計算公式肯定不一樣。手算是按進口前全部汽化了。而程序結論是在排放中汽化。

2） 兩種計算得出從外界火災吸收的能量一致，而程序排放量大是因為一部分排放量根本不是火災造成的，而是由于超壓后，介質自己閃蒸的結果。

3）那過程可能是這樣：發生火災后，罐中液體達到1MPa飽和溫度，超壓后安全閥打開，10kg的液體在安全閥進出口之間閃蒸。當然超壓還是氣體造成的。

4）所以，排放量是否按1973.7kg/h 考慮，還需謹慎研究。

“容規”中錄用的是第六版API520（1993年版），此版對兩相流計算分析不多。在第七版（2000年版）中有更多描述，本人也未詳看。“容規”和GB150中描述得太簡單了。

我找到了,這沒問題

Heat ratekJ/h =3.7971e+006

Latent heat kJ/kg =1966.3

計算泄放量 3.7971e+006/1966.3=1931.09 kg/h 

與按照《石油化工設計手冊》計算得到的1973.7kg/h很接近

Calculated vent rate kg/h =1.0208e+005

這是該安全閥在火災工況下的泄放能力

我覺得主要還是模型問題！*種算法只是按照氣相考慮，第二種算法按兩相考慮，用的是DIERS算法并考慮使用bubbly model。10%的NaOH溶液還是應該按照發泡模型來算會比較合理，另外計算得到的00.003875平的泄放面積應該還要圓整一下吧，好像沒有這個尺寸的安全閥。不過，如果介質的Property只是簡單的按照水的性質計算的話，我嘗試按照Diers Bubbly/Foamy case計算了一下，計算面積就會與*種算法一樣，呵呵，比較奇怪的說！至于Chemcad我沒有用過，呵呵！

以前也有用過chemcad的安全閥計算模塊，比較下來雖然chemcad計算的排放量會大很多，但是由于其中包含了很多的液相，所以終選出來的安全閥喉徑并不比根據API計算出來純氣相排放的大甚至會小一些，所以保守一點后來都根據API計算安全閥，只有在安全閥直接安裝在充滿液體的容器上的工況下才使用CHEMCAD計算，考慮到這種情況下安全閥入口氣液兩相共存超壓的可能性比較大，對于安裝在氣相管道上的安全閥，個人不認為釋放壓力下在安全閥入口處會是氣液兩相狀態。

注意標準和計算相匹配

"（3）安全閥計算工況：火災；按有合適的消防設施和良好的下水系統計算；設備允許超壓按10%計"

各位用API標準，對火災的超壓應該是 21%

不太習慣，用外國的標準，套用中國的計算公式，這樣真的容易出差錯。如果壓力容器如果不是按ASME設計，真的要考慮很多問題。

一個好的工程師是要負責任的。各個方面都要考慮到才能保證設計的安全閥的正確使用與本文相關的論文有：安全閥定期檢驗辦事指南