李志勤，邱澤剛，曹 虎（.西安石油大學(xué)化學(xué)化工學(xué)院，陜西 西安 70065；.上海科元燃化工程設(shè)計(jì)有限公司，上海 00）

設(shè)備與自控

限流孔板在安全閥泄放量計(jì)算中的應(yīng)用

李志勤1，邱澤剛1，曹 虎2
（1.西安石油大學(xué)化學(xué)化工學(xué)院，陜西 西安 710065；2.上?？圃蓟こ淘O(shè)計(jì)有限公司，上海 200122）

《HG/T 20570.2 安全閥的設(shè)置和選用》是國(guó)內(nèi)石油和化工行業(yè)安全閥設(shè)置和計(jì)算的首選參考規(guī)范。但是針對(duì)控制閥故障和換熱器管破裂事故工況下安全閥泄放量的計(jì)算，該規(guī)范未能提供足夠的計(jì)算公式。這給化學(xué)工程設(shè)計(jì)帶來(lái)較大的不便和隱患。在高壓管道上加裝限流孔板，通過(guò)計(jì)算事故工況下流經(jīng)孔板的物料量，可以間接獲得安全閥的泄放量。借助孔板不僅能夠簡(jiǎn)化和精確計(jì)算安全閥泄放量，還能通過(guò)限流以期使用較小的安全閥從而達(dá)到節(jié)約成本的目的。

安全閥；控制閥故障；換熱器管破裂；泄放量；限流孔板

我國(guó)在役鍋爐與壓力容器有數(shù)千萬(wàn)臺(tái)之多，防止這些受壓設(shè)備發(fā)生超壓破壞的主要措施之一是使用安全閥［1］。安全閥選型非常重要，而泄放量是安全閥的重要參數(shù)，因此其準(zhǔn)確度極為重要［2］。如果計(jì)算的泄放量偏小，安全閥不能迅速將物料排出，會(huì)損壞設(shè)備，給業(yè)主帶來(lái)巨大損失；當(dāng)計(jì)算的泄放量偏大，安全閥投資成本偏高，給業(yè)主帶來(lái)不必要的浪費(fèi)［3］。

HG/T 20570.2是國(guó)內(nèi)計(jì)算和選用安全閥可以參考的主要標(biāo)準(zhǔn)之一。雖然其提供了部分事故工況下泄放量的計(jì)算方案，但是尚不足以滿足所有事故工況計(jì)算的需要。所以工程技術(shù)人員在工程實(shí)踐中不斷摸索和總結(jié)各種事故工況下安全閥泄放量的計(jì)算規(guī)律［5］。

控制閥故障和換熱器管破裂均為常見的事故工況。其泄放量的計(jì)算，HG/T 20570.2提供了解決方案，但控制閥故障的泄放量計(jì)算公式僅適用于氣相管道。換熱器管破裂的泄放量計(jì)算公式僅適用于液相管道。曹虎等研究過(guò)液相管道的控制閥故障工況［6］，潘海敏研究過(guò)氣相管道的換熱器管破裂工況［7］，提出了他們各自的解決方案，但計(jì)算較為復(fù)雜。本文考慮通過(guò)在高壓管道上增設(shè)限流孔板，達(dá)到約束和量化安全閥在控制閥故障和換熱器管破裂工況下泄放量的作用。

1　計(jì)算原理簡(jiǎn)述

限流孔板是一種廣泛使用的管道元件，常用于需要限制流體的流量或降低流體壓力的場(chǎng)合［8］。文獻(xiàn)［9］中詳細(xì)列舉了適用于氣相和液相管道的單板、多板、單孔、多孔限流孔板的計(jì)算公式。簡(jiǎn)化起見，本文僅討論單板、單孔限流孔板在高壓氣相和液相管道上的限流作用。

1.1 液相管道

當(dāng)液體壓降≤2.5MPa時(shí)，選擇單板孔板；壓降＞2.5 MPa時(shí)，選擇多板孔板。

其單板孔板的計(jì)算公式如下：

1.2 氣相管道

為了避免使用限流孔板的管路出現(xiàn)噎塞流，限流孔板后的壓力（P2）不能小于板前壓力（P1）的55%，即P2≥0.55P1，因此當(dāng)P2＜0.55P1時(shí)，不能用單板，要選擇多板。

其單板孔板的計(jì)算公式如下：

1.3 計(jì)算的前提假設(shè)

為了簡(jiǎn)化計(jì)算，特作以下假設(shè)：在事故工況下，除限流孔板外，流道上的管件和設(shè)備均不阻礙流體流動(dòng)，即全開的控制閥、破裂的換熱管、各種閥門以及儀表均無(wú)壓降，則P1取上游最大操作壓力，P2取安全閥的最大泄放壓力。本文中，安全閥的設(shè)定壓力等于相應(yīng)設(shè)備的設(shè)計(jì)壓力，最大超壓10%。

2　計(jì)算實(shí)例

2.1 控制閥故障工況

如圖1所示，D1為熱水中間儲(chǔ)罐，其罐頂設(shè)有一條DN25的80℃熱水補(bǔ)充管道。容器操作壓力105Pa，設(shè)計(jì)壓力2×105Pa。熱水管網(wǎng)正常操作壓力4×105Pa，最大操作壓力6×105Pa。液位調(diào)節(jié)閥LCV-1的正常流量為1000kg·h-1，最大流量為1250kg·h-1。在對(duì)潛在的事故工況分析后，LCV-1故障后全開是導(dǎo)致安全閥PSV-1起跳的主要事故之一。在此種工況下，HG/T 20570.2無(wú)法提供有效解決方案。但是在熱水管道上增設(shè)限流孔板RO-1后，將不存在這種問(wèn)題。

圖1　熱水中間罐補(bǔ)水管道流程簡(jiǎn)圖

正常工況下，由熱水管網(wǎng)到D1，壓力下降0.3MPa。故假定在最大流量下RO-1的壓降為2×105Pa，LCV-1的壓降為105Pa。綜上，已知γ=0.974，Q=1250kg·h-1=1.283m3·h-1，D=0.0243m，△P=2×105Pa，黏度μ=0.355cp，Re=5.12×105。由于公式（1）中，存在流量系數(shù)C和孔徑d0兩個(gè)未知量，故只能采取迭代法求孔徑。假定d0=0.005m，可得d0/ D=0.206。C經(jīng)查圖可得0.592。據(jù)此作為計(jì)算的初始值。經(jīng)多次迭代后，C=0.595，d0=0.0061m。

當(dāng)LCV-1故障全開時(shí)，依照1.3節(jié)假設(shè)，△P= 6-2×1.1=3.8×105Pa。其余已知量γ=0.974，d0= 0.0061m，D=0.0243m，黏度μ′=0.355cp。在事故工況下，孔板的壓降升高，其流通量必然會(huì)大于正常工況下的最大流量1250kg·h-1，所以Re′＞5.12×105?；赿0/D=0.251和Re′的取值范圍，經(jīng)查圖可得C=0.595。將所有已知量代入公式（2），可得孔板流量Q′=1.769m3·h-1=1721kg·h-1。HG/T 20570.2認(rèn)為，控制閥故障工況下，安全閥的泄放量為控制閥的最大通過(guò)量與正常流量之差。所以，D1的控制閥故障時(shí)，其安全閥泄放量應(yīng)為721 kg·h-1。

2.2 換熱器管破裂工況

如圖2所示，T1為鹽水塔，E1為其塔釜再沸器。T1的設(shè)計(jì)壓力3×105Pa。E1的熱媒為水蒸汽，殼程的操作壓力為2.1×105Pa。水蒸汽為4×105Pa飽和蒸汽，最大操作壓力為6×105Pa（飽和蒸汽）。蒸汽管道公稱直徑為DN150。流量控制閥FCV-1的正常流量為4000kg·h-1，最大流量為5200kg·h-1。在對(duì)潛在的事故工況分析后，E1的換熱管破裂是導(dǎo)致T1頂端安全閥PSV-2起跳的主要事故之一。在此種工況下，HG/T 20570.2無(wú)法提供有效解決方案。但是在入口蒸汽管道上增設(shè)限流孔板RO-2后，將不存在這種問(wèn)題。

圖2　鹽水塔釜再沸器流程簡(jiǎn)圖

正常工況下，由蒸汽管網(wǎng)到E1殼程，壓力下降1.9×105Pa。故假定在最大流量下RO-2的壓降為1.15×105Pa，F(xiàn)CV-1的壓降為0.75×105Pa。綜上，已知W=5200kg·h-1，D=0.154m，P1=5×105Pa，P2=3.85×105Pa，M=18，Z=0.9552，T=425K，k=1.31，密度ρ=2.678 kg·m-3，黏度μ=0.013cp，Re=9.19×105。由于公式（3）中，存在流量系數(shù)C和孔徑d0兩個(gè)未知量，故只能采取迭代法求孔徑。假定d0=0.05m，可得d0/D=0.32。C經(jīng)查圖可得0.6。據(jù)此作為計(jì)算的初始值。經(jīng)多次迭代后，C=0.612，d0=0.067m。

當(dāng)E1換熱管破裂時(shí)，蒸汽管網(wǎng)介質(zhì)為6×105Pa飽和蒸汽。依照1.3節(jié)假設(shè)，P1=7×105Pa，P2=3×1.1=3.3×105Pa。其余已知量D=0.154m，d0=0.067m，M=18，Z′=0.9441，T′=438K，k′=1.306，密度ρ′=3.676 kg·m-3，黏度μ′=0.0136cp。在事故工況下，孔板的壓降升高，其流通量必然會(huì)大于正常工況下的最大流量5200 kg·h-1，所以Re′＞9.19×105?；赿0/D=0.43和Re′的取值范圍，經(jīng)查圖可得C=0.612。將所有已知量代入公式（4），可得孔板流量W′=8173kg·h-1。所以，E1的換熱管破裂時(shí)（如不考慮塔頂冷凝器的冷卻），其安全閥泄放量應(yīng)為8173 kg·h-1。

3　結(jié)果討論

由上文的計(jì)算實(shí)例可以發(fā)現(xiàn)，增設(shè)孔板能夠?qū)?fù)雜的故障工況簡(jiǎn)單化，從而達(dá)到精確計(jì)算的目的。計(jì)算中的一個(gè)關(guān)鍵數(shù)據(jù)是正常最大流量下的孔板壓力降。如果能讓孔板承擔(dān)較多的壓力降，基于此計(jì)算出來(lái)的孔徑較小，可以限制安全閥的事故泄放量。這可能會(huì)對(duì)安全閥選型有利。但是，較大的孔板壓力降除了有產(chǎn)生噎塞流的風(fēng)險(xiǎn)外，還可能影響管路系統(tǒng)的可調(diào)性。工程上常用閥阻比S（調(diào)節(jié)閥壓降占管路系統(tǒng)總的摩擦阻力的比例）來(lái)衡量系統(tǒng)的可調(diào)性。S越大，系統(tǒng)調(diào)節(jié)越靈敏。所以，過(guò)大的孔板壓降，將破壞系統(tǒng)調(diào)節(jié)的靈敏度。工程上一般推薦液相管道S=0.3～0.5；氣相管道S＞0.5。對(duì)于高壓系統(tǒng)或者公用工程系統(tǒng)S值可以適當(dāng)取小一些。上文的計(jì)算實(shí)例中孔板壓力降的設(shè)定，正是綜合分析之后的取值。

雖然本文在此僅列舉了限流孔板在控制閥故障和換熱器管破裂兩種工況下的應(yīng)用，但是限流孔板適用的事故工況并不僅限于此。譬如過(guò)度熱量輸入和易揮發(fā)物料進(jìn)入高溫系統(tǒng)工況，這兩種事故工況皆源于控制閥失靈全開或者切斷閥誤開。計(jì)算過(guò)程和上文的實(shí)例一致。

符號(hào)說(shuō)明：

W——流體的質(zhì)量流量，kg·h-1；

C——孔板流量系數(shù)，由Re和d0/D值查文獻(xiàn)圖；

d0——孔板孔徑，m；

D——管道內(nèi)徑，m；

P1——孔板前壓力，Pa；

P2——孔板后壓力，Pa；

M——分子量；

Z——壓縮系數(shù)；

T——孔板前流體溫度，K；

k——絕熱指數(shù)；

Q——工作狀態(tài)下的體積流量，m3·h-1；

△P——通過(guò)孔板的壓降，Pa；

γ——工作狀態(tài)下的相對(duì)密度。

［1］ 周國(guó)發(fā)，邱靖宇.安全閥排量系數(shù)分析研究［J］.壓力容器，1997，14（2）：4-8.

［2］ 郭崇志，劉佳.安全閥穩(wěn)態(tài)排量測(cè)試新技術(shù)研究［J］.壓力容器，2014，31（2）：14-22.

［3］ 劉書華.淺議LNG低溫儲(chǔ)罐安全閥泄放量的確定［J］.化工設(shè)計(jì)，2011，21（6）：16-17.

［4］ HG/T 20570.2，安全閥的設(shè)置和選用［S］.

［5］ 李華.石油化工裝置火炬系統(tǒng)總泄放量的限制方法和計(jì)算［J］.廣州化工，2013，41（16）：171-173.

［6］ 曹虎，周琛，王富麗，等.控制閥故障工況下安全閥泄放量的計(jì)算［J］.化工技術(shù)與開發(fā)，2014，43（8）：46-48.

［7］ 潘海敏.換熱管破裂工況安全閥泄放量的計(jì)算［J］.廣州化工，2015（18）：135-136.

［8］ 張璐璐，李漢，王波，等.多晶硅精餾塔系統(tǒng)中安全閥泄放量的計(jì)算［J］.化學(xué)工程，2011，39（1）：94-97.

［9］ HG/T 20570.15，管路限流孔板的設(shè)置［S］.

Application of Restriction Orifice in Calculation of PSV Relief Capacity

LI Zhi-qin1， QIU Ze-gang1， CAO Hu2
（1.College of Chemistry and Chemical Engineering， Xi'an University of Petroleum， Xi'an 710065， China；2.Shanghai Keyuan Chemical & Gas Engineering Design Co. Ltd.， Shanghai 200122， China）

The standard “HG/T 20570.2 the Setup and Selection of Pressure Safety Valve” was the preferred specification in calculation and selection of pressure safety valve （PSV） in petroleum chemical engineering. But it was lack of enough formulas to calculate the relief capacity of PSV under control valve failure and exchanger tube rupture. So， it was great inconvenient to calculate and select a proper PSV in chemical engineering， and stored potential risks in chemical plant. Installing restriction orifice in high-pressure pipe， the flow through the PSV during the overpressure case would be feasible to calculate via simulating orifice performance. On the other hand， the orifice could restrict the relief flow rate. After all， less required relief capacity of PSV would be helpful in cost saving.

PSV； control valve failure； exchanger tube rupture； relief capacity of PSV； restriction orifice

TQ 055.8+1

A

1671-9905（2016）07-0058-03

李志勤（1980-），女，山西忻州人，助理工程師，主要從事化學(xué)工程方向的研究，E-mail： lizhiqin@xsyu.edu.cn

通訊聯(lián)系人：曹虎，高級(jí)工程師，主要從事石油化工項(xiàng)目工藝設(shè)計(jì)和咨詢工作，E-mail： xjcctv@sina.com

2016-05-20