安全阀计算实例讨论.doc

安全阀计算实例讨论设计数据（1）容器数据：设计压力：1.0 MPa G 设计温度：80 C外壁不保温 安全阀定压：1.0 MPa G直径：2000mm 切线长度：6500mm椭圆型封头（2）介质10NaOH溶液（物性按照水计算）（3）安全阀计算工况：火灾；按有合适的消防设施和良好的下水系统计算；设备允许超压按10%计计算1 按照石油化工设计手册第四卷P421页公式(1) 选用计算公式按照石油化工设计手册第四卷P421页公式G=155400FA0.82/L其中G火灾工况时安全阀所需的排放量，kg/hF容器外壁校正系数，此处取1A容器湿表面积，m2L容器在泄压工况时的气化前热，kJ/kg（2）所需泄放量的计算A=*2.0*6.5+2.61*2.02=51.26 m2安全阀泄放时的入口压力1.0*1.1=1.1 MPa G；对应水的气化潜热L=1987.7kj/kgG=155400FA0.82/L=155400*1*51.260.82/1987.7=1973.7kg/h2 用chemCAD算Device type = Relief valveValve type = Balanced valveVent model = HEM (Homogeneous Equilibrium Model)Vessel model = Bubbly modelDesign model = API-520/521Design, Pressure vessels.Short cut method used for design case.API 520-521, Adequate firefighting and drainage facilities exist.Horizontal vesselHead type = EllipsoidalHead K factor (dpth / R)=0.5Vapor Z factor=0.91599Cp/Cv=1.4177Vapor MW=18.015Liquid heat capacity kcal/kmol-C =19.43Latent heat kJ/kg =1966.3Relief device analysis:Set pressureMPa =1.2Back pressureMPa =0.1% Overpressure=10TemperatureC =192.03Discharge coefficient=0.953C0 radial distribution parameter=1.2Kb Backpressure correction factor =1Exposed aream2 =49.245Environmental factor=1Heat ratekJ/h =3.7971e+006Calculated 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+005Calc criticalrate kg/h =1.0208e+005Calc critical press MPa =1.1477Nozzle inlet vapor mass fraction= 7.6261e-008Device inlet densitykg/m3 = 873.54（3）从上面的计算结果可以看出手算的结果是“1973.7kg/h”，而软件计算的结果是“102080 kg/h ”。问题出在哪里量 ，哪一个准确，或者应该怎么算。附件是我所用的CHEMCAD计算文件和报告。问题可能在这里：火灾模型选用的是API520/521，API520/521认为泄放时排出单纯为气相；而平衡流量模型选择了HEM，HEM是用于计算两相流的。因此平衡流量模型应该选用single phase vapor。我按照楼主的条件计算了下，如果物性只按水计算，结果：Relief Device Sizing for Stream 1Device type = Relief valveValve type = Balanced valveVent model = All vaporDesign model = API-520/521Design, Pressure vessels.API 520-521, Adequate firefighting and drainage facilities exist.Horizontal vesselHead type = EllipsoidalHead K factor (dpth / R) = 0.5Vessel dimensions:Diameter m = 2Length (T to T) m = 6.5Vessel volume m3 = 22.515Liquid level m = 2Initial vapor volume fraction = 1e-005Height above ground m = 0Fluid properties:Vapor mass kg = 0.0013803Liquid mass kg = 19767Vapor density kg/m3 = 6.1307Liquid density kg/m3 = 877.97Surface tension N/m = 0.040495Liquid viscosity N-s/m2 = 0.00014156Vapor Z factor = 0.92065Cp/Cv = 1.4111Vapor MW = 18.015Liquid heat capacity kJ/kg-K = 4.4947Latent heat kJ/kg = 1981.2Relief device analysis:Set pressure MPa-G = 1Back pressure MPa-G = 0.1wiki%/wiki Overpressure = 10Temperature C = 188.08Discharge coefficient = 0.975Kb Backpressure corr. factor = 1Exposed area m2 = 49.245Environmental factor = 1Heat rate kJ/h = 3.7971e+006Calculated nozzle area m2 = 0.00029276 (For heat model 1)CHEMCAD 5.6.4 Page 2Job Name: relief valve Date: 03/21/2008 Time: 11:48:55Selected valve type: 1.5G2.5Actual nozzle area m2 = 0.00032452The following calculation is base on vent area 0.00032452 m2.Calculated vent rate kg/h = 2122.4Calc critical rate kg/h = 2122.4Calc critical press MPa-G = 0.53108Nozzle inlet vap. mass fraction = 1Device inlet density kg/m3 = 6.1307Nozzle inlet vap. vol. fraction = 1选用HEM模型，结果同手册计算结果相差很大，可能是因为计算手册还是沿用老的API520/521规范，认为泄放时排放的是单纯的气相，而美国AICHE研究发现紧急排放的时候是气液混合相，所以推出了DIERS标准。CHMEMCAD中不仅支持DIERS标准，也支持老的API520/521规范。而HEM模型是用于计算两相流的模型，所以结果要大很多。谢谢最佳射手！我用5.2和5.5分别算了一下，结果完全相同：The following calculation is base on vent area 0.00029874 m2.Calculated vent rate kg/h = 1907.4Calc critical rate kg/h = 1907.4对于这些参数的选择，有什么可以参考的依据吗？容器流量模型:均相、发泡和搅动-湍流。均相容器模型假定气-液不分离；发泡容器模型假定气泡从液体中均匀产生；搅动-湍流模型假设较大的气-液分离。排放流量模型：HEM 模型用于蒸汽和液体有相同的组分和相同的速度；HNE模型是基于在滞流和节流点之间没有物质交换的均相流动；ERM 给出比HNE 模型有点低的守恒蒸汽速率；非闪蒸液体模型用于不靠近组分wiki沸点/wiki附近的体系；单相蒸汽模型假设在各点的排放量均等。看来这个问题比较复杂，我们通常都是采用API或者HG,GB等计算方法，也就是说按照单纯的气相排放计算。实际上也可能存在气液两相，而“DIERS”“CCPS”等规范在国内应用还不是很广泛，同时存在两种计算的结果相差太大。针对这个具体的例子，在chemcad中“vent flow modle”应选择那个更合理。如果液位确实是和容器直径相等，也就是完全充满状态，是不是应该按两相流考虑，而如果液位小于容器直径，就按照单一气相流计算，这同样存在一个问题，以什么作为判断的依据。大家在工程设计实践中是如何考虑的。再次对大家的积极参与表示感谢！Nozzle inlet vapor mass fraction= 7.6261e-008Device inlet densitykg/m3 = 873.54从楼主的最后两行数据看，用chemcad 计算的结果，安全阀进口含汽量极少！根据排放物中液体比例的-8次方，可以看出根本不是两相流！程序计算总吸收热为Heat ratekJ/h =3.7971e+006，如果按计算的泻放量102080kg/h 计算，无相变，则液体温度上升不到9度。而计算书中又有TemperatureC =192.03，这温度是排放温度吗？如果是排放温度的话，与设计温度温差在100度以上，泻放量也不应该是上面数据。192.03是设定压力下的饱和温度。从手算和程序结果看，吸收热基本一致。问题出在有无相变。Valve type = Balanced valveVent model = HEM (Homogeneous Equilibrium Model)Vessel model = Bubbly model这三项输入都值得商量。为什么选平衡型？HEM 应该有问题。bubbly model 是wiki泡点/wiki模式？如果真如此，那绝对不对了。不知道储存NaOH的罐子，温度也不高位什么设计压力为1.0MPa呢？谢谢“wiki化工/wiki江湖”的参与和深入讨论！ 如果发生这种介质在火灾工况下的安全泄放，应该是气相，或者气液两相。也就说肯定存在相变，否则不会压力上升很快。关于是否存在安全泄放过程中的“气液两相”，我对此的理解很模糊，据说在英文规范DIERS和CCPS对此有较为深入的研究。我对安全阀所需泄放量计算的理解就是符合“容规”或“GB150”即可，深入地研究这个过程不属于我的能力范围。我现在的困惑就是，在工程实践中，我们如何选择计算方法。能不能按照API520中所提供的简单公式进行计算所需泄放量。另外几个问题，我的理解是：1、依据软件，计算书中的温度192.03 C应该就是泄放温度；2、是否选择“平衡式”还是“常规型”安全阀似乎不会对所需泄放量产生大的影响，另外按照通用理解，平衡式安全阀应用于“背压波动”的情况，应该也没有什么问题。3、“Vessel model = Bubbly model”根据chencad的解释：“bobbly”模型假定在“Dynamic Vessel”内，生成均匀的气、液相混合物质，并带有企业分离。根据我的理解，似乎也没有什么问题。4、容器的设计压力定为1.0MPa，是由于工艺条件决定这个容器在0.7MPa左右的压力条件下工作，并这个容器不属于储存容器，而属于工艺过程容器。因为最近学习安全阀的知识，所以对你这问题很感兴趣。又看了一下你附录的计算书。在最后附录的安全阀出口状态，温度为99.6294度。结合前面的进口状态，我认为你的计算程序模拟出来的结果是安全阀进口状态是液态，出口是气态。这就说明在排放过程中发生了汽化。根据进出口温度变化也说明了这一点。这样对于你的计算我想得出以下结论：1）手算采用的公式和程序根据你的输入采用的计算公式肯定不一样。手算是按进口前全部汽化了。而程序结论是在排放中汽化。2） 两种计算得出从外界火灾吸收的能量一致，而程序排放量大是因为一部分排放量根本不是火灾造成的，而是由于超压后，介质自己闪蒸的结果。3）那过程可能是这样：发生火灾后，罐中液体达到1MPa饱和温度，超压后安全阀打开，10kg的液体在安全阀进出口之间闪蒸。当然超压还是气体造成的。4）所以，排放量是否按1973.7kg/h 考虑，还需谨慎研究。“容规”中录用的是第六版API520（1993年版），此版对两相流计算分析不多。在第七版（2000年版）中有更多描述，本人也未详看。“容规”和GB150中描述得太简单了。我找到了,这没问题Heat ratekJ/h =3.7971e+006Latent heat kJ/kg =1966.3计算泄放量 3.7971e+006/1966.3=1931.09 kg/h 与按照石油化工设计手册计算得到的1973.7kg/h很接近Calculated vent rate kg/h =1.0208e+005这是该安全阀在火灾工况下的泄放能力我觉得主要还是