安全阀的选用和计算规定Word下载.docx
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图1-3-6先导式〔I〕
图1-3-7先导式〔II〕
图1-3-1弹簧封闭全启式安全阀图1-3-2弹簧封闭带扳手全启式安全阀
1-保护罩;
2-调整螺杆;
3-阀杆;
4-弹簧注:
各部件名称同图1-3-1
5-阀盖;
6-导向套;
7、阀瓣;
8-反冲盘;
9-调节阀;
10-阀体;
11-阀座
图1-3-3弹簧封闭微启式安全阀图1-3-4弹簧封闭带扳手微启式安全阀
1-保护罩;
图中各部件名称同图1-3-3
8-衬套;
9-调节阀;
10-阀体
图1-3-5波纹管安全阀图1-3-6先导式安全阀〔I〕
图1-3-7先导式安全阀〔II〕
1.4操作参数
1.4.1最高操作压力P〔表〕设备运行期间可能达到的最高压力,一般应按不同工艺过程确定。
1.4.2设备设计压力PD〔表〕在一般条件下,设备的设计压力应按以下要求确定:
当P≤1.8MPa〔表〕时,PD=P+0.18
当1.8<
P≤4MPa〔表〕时,PD=1.1P
当4<
P≤8MPa〔表〕时,PD=P+0.4
当P>
8MPa〔表〕时,PD=1.05P
1.4.3安全阀定压Ps〔表〕系安全阀开启压力,定压Ps必需等于或稍小于设备的设计压力PD〔表〕。
1.4.4积聚压力Pa〔表〕安全阀排放介质过程中,允许压力增加超过设备的设计压力的数值,可按表1-4-1选取
表1-4-1定压和积聚压极限
单阀
多阀
项目
定压,%*
积大积聚压,%*
最大积聚压,%*
非着火:
第一阀
100
10
16
另一个或多个阀
-
105
着火:
第一个阀
20
辅助阀
110
*对设计压力的百分数。
1.4.5容许过压Ph〔表〕容许压力增加超过定压的数值,如果定压等于设计压力,那么过压等于积聚压。
如果定压小于设计压力,过压为积聚压力+设计压力与定压的差值,即:
Ph=Pa+PD-Ps
1.4.6最高泄放压力Pm〔绝〕安全阀达到最大泄放能力时的压力,即定压加上容过压+0.1。
当定压等于设计压力时
Pm=Ps+Pa+0.1=PD+Pa+0.1
当定压小于设计压力时
Pm=Ps+Ph+0.1=PD+Pa+0.1
式中Ps、Pa、Ph—定压、积聚压力、过压,MPa〔表〕
Pm—最高泄放压力,MPa〔绝〕
1.4.7背压P2〔安全阀出口压力〕
背压是由于排放系统有压力而存在于安全阀出口的压力,它是迭加背压和积聚背压的总和,积聚背压是在安全阀开启后,由于介质流动所增加的压力,迭加背压是在安全阀开启后存在于其出口的静压,它是由其它原因在排放系统中产生的压力。
1.4.8回座压力
它是安全阀的定压与关闭压力的差值,以定压的百分数或压力单位表示。
回座压力必须小于定压并大于操作压力。
1.4.9安全阀的压力等级关系〔即容器设计压力,安全阀容许积聚压、定压、过压〕见图1-4-1。
图1-4-1安全阀的压力等级关系
注:
1、与ASME锅炉压力容器规程和《压力容器安全技术监察规程,1990》
根本一致;
2、所示压力条件是安装在容器的安全阀条件;
3、操作压力可高于或低于90%;
4、回座和压差应参照ASME规程有关章节。
1.4.10确定单阀、多阀泄放压力示例见表1-4-2。
表1-4-2确定单阀、多阀泄放压力示例〔操作事故〕
数值
容器设计压力,MPa(表)(多阀的第一个阀)
最大积聚压,MPa(表)
1
1.6
阀定压,MPa(表)
9
容许过压,MPa
2
泄放压力,MPa(绝)
11.1
11.7
容器设计压力,MPa(多阀的第一个阀)
最大积聚压,MPa
阀定压,MPa
10.5
1.1
泄放压力,MPa
1.4.11温度按工艺操作温度考虑。
2安全阀设置原那么
2.1属于以下情况之一的容器和设备必须设置安全阀〔或爆破片〕。
2.1.1在生产过程中,由于火灾、物料的化学反响、动力故障或操作故障等原因,可能导致容器或设备的内压超过设计压力;
2.1.2顶部操作压力大于0.07MPa的压力容器;
2.1.3顶部操作压力大于0.03MPa的蒸馏塔、蒸发塔和汽提塔〔汽提塔顶部蒸汽通入另一蒸馏塔者除外〕;
2.1.4往复式压缩机各段出口或电动往复丞、齿轮泵、螺杆泵等容积式泵的出口〔本身已有安全阀者除外〕;
2.1.5凡与鼓风机、离心式压缩机、离心泵或蒸汽往复泵出口连接的设备不能承受其最高压力时,上述机泵的出口阀后;
2.1.6可燃的气体或液体受热膨胀可能超过设计压力的设备;
2.1.7由几个容器组成的一个压力系统但中间设有隔断阀时,应视为几个独立的容器,每个容器均应按上述要求设置安全阀。
2.1.8减压阀后,且减压阀后的设备或管道不能承受减压阀前的压力时。
2.2属于以下情况之一的容器或设备不需设置安全阀。
2.2.1加热炉炉管;
2.2.2离心泵出口〔连接的设备不能承受其最高出口压力者除外〕;
2.2.3对于设计压力不低于压力来源,且不因介质化学反响或受热而使其压力超高的容器;
2.2.4由几个容器组成的一个压力系统且中间不设隔断阀时,可只按一个压力系统考虑,如在前端设置安全阀,后面的容器可不设安全阀。
2.3有可能被介质堵塞或腐蚀的安全阀,应在其入口前设爆破片或在其出入口管道上采取吹扫、加热或保温等防堵措施。
2.4有突然超压或发生瞬时分解爆炸危险介质的反响设备,如安全阀不能满足要求时,应设置爆破片或爆破片和导管。
2.5因介质爆聚、分解造成超温超压可能引起爆炸的反响设备,应设报警信号和泄压排放设施,以与自动或手动遥控的紧急迫断进料的设施。
3泄放量确实定
在计算安全阀时,应先确定工艺所要求的泄放量。
导致设备超压的原因:
一是操作故障,二是火灾。
确定安全阀的泄放量时,应根据工艺过程的具体情况并按可能发生危险情况中的最大一种考虑,但不应机械地将各种不利情况考虑在同一时间发生。
3.1操作故障时的泄放量
在一般情况下,可参考表3-1-1所列基准确定,此表取自APIRP520〔第五版,1990〕。
如果掌握同类装置的最大实际泄放量,那么可按该值确定泄放量。
表3-1-1几种选定条件泄放量基准
序号
条件
液体泄放
气体泄放
容器出口关闭
最大液体进入量
进入的蒸气和水蒸汽总量,加泄放条件下产生的蒸气量
冷凝器供水中断
--
在泄放条件下,冷凝器的总凝汽量
3
塔顶回流中断
进入的蒸气和水蒸汽总量,加泄放条件下产生的蒸气量,减侧线回流冷凝的蒸气量
4
侧线回流中断
进入和离开该侧线部位的蒸气差值
5
吸收塔贫油中断
通常不用
6
不凝气积聚
在塔中与序号2的结果一样,在其它容器内,与序号1的结果一样
7
高挥发性物质进入:
水进入热油中
轻质烃进入热油中
对于塔,通常难以预见
对于换热器,采用两倍于一根管子截面积破裂导致挥发性物质进入时所产生的蒸气量
8
储罐或缓冲罐溢出
自动控制故障
必须逐个对各种情况做分析
不正常的热量或
蒸汽输入
估计最大蒸气产生量,包括过热产生的不凝气
11
换热器管子破裂
从两倍于一根管子的截面积进入蒸气或水蒸汽,与序号7的结果一样
12
内部爆炸
用常规泄压装置不能控制,但应防止对外界影响
13
化学反响
按正常和失控两种条件估计的蒸气产量
续上表
14
液体水力膨胀
见3.3
15
外部明火
见3.5
动力中断〔水蒸汽、电源、或其它〕
要研究装置以确定动力中断的影响,按可能发生的最坏情况确定泄放量
分馏塔
所有泵都有可能停运,回流液和冷却水中断
反响器
要考虑搅拌或搅动;
急冷和抑制;
液流中断;
按反响失控产生的蒸汽量考虑
空冷器
风扇失灵,按正常和事故负荷之差确定泄放量
缓冲罐
进入的最大液体量
表3-1-1与中石化总公司标准《炼油装置工艺设计技术规定SHJ1076-86》表7.1.2根本一样。
3.2换热器管破裂时,安全阀泄放量可按式3-2-1~式3-2-2计算。
介质为气相时
Gv=246.3×
104×
(△P·
ρv)0.5(3-2-1)
介质为液相时
GL=16.8×
(△P/ργ)0.5(3-2-2)
式中:
Gv—气体泄放量,kg/h;
GL—液体泄放量,m3/h;
di—换热器管内径,m;
△P—上下压侧压力差,MPa;
ρv—气体密度,kg/m3;
ργ—液体相对密度。
3.3液体膨胀
充满液体的容器或长管道由于液体膨胀而要求的泄放量,可按式3-3-1计算:
〔3-3-1〕
Q—传入热量,W;
Cp—液体比热,KJ/kg·
℃;
ω—液体每升高1℃体积膨胀系数,见表3-3-1;
其它符号意义同前。
表3-3-1各种烃液体和水在15.6℃下的膨胀系数ω
液体名称
膨胀系数ω
°
API
ρ
3~34.9
1.052~0.8504
0.00072
35~50.9
0.8498~0.7758
0.0009
51~63.9
0.7753~0.7242
0.00108
64~78.9
0.7238~0.6725
0.00126
79~88.9
0.6722~0.6420
0.00144
89~93.9
0.6417~0.6279
0.00153
94~100
0.6275~0.6112
0.00162
水
0.00018
3.4气体储罐等压力容器的安全泄放量,按式3-4-1计算:
Gv=2.83×
10-3ρv·
V·
〔3-4-1)
Gv—安全泄放量,kg/h;
ρv—泄放条件下气体密度,kg/m3;
di—容器进口管内径,mm;
V—容器进口管内流速,m/s。
3.5火灾条件下容器的安全泄放量
由于容器内液体润湿的外表积,在受到火焰辐射时全产生蒸气。
为了确定蒸气产生量,先要确定受火焰源辐射影响的润湿外表积,一般系指等于或低于火焰源7.5m的那局部容器外表积。
而火焰源是指地面火源,但也可能是受到大量火点的任何标高位置,应根据具体情况确定。
容器的安全泄放量可按式3-5-1~3-5-3计算。
3.5.1介质为易燃液化气体或装在有可能发生火灾的环境下工作时的非易燃液化气体:
A、对无绝热材料保温层的压力容器
〔3-5-1〕
式中Gv—安全泄放量,kg/h;
F—系数,容器设在地面下用砂土覆盖时,取F=0.3;
容器在地面上时,取F=1;
容器设置在大于10L/m2min喷淋设施下时,取F=0.6。
A—容器的受热面积〔m2),按以下公式计算〔Do外径,m;
L长度m;
L’容器内最高液位,m);
对半球形封头的卧式容器A=π·
Do·
L;
对椭圆形封头的卧式容器A=π·
Do(L+0.3Do);
对立式容器A=π·
L’;
对球形容器A=1/2π·
或从地平面起到7.5m高度以下所包括的外外表积,
取二者中较大的值;
Hv—在泄放压力下液体的蒸发潜热,kJ/kg。
〔低于93kJ/kg不能用〕。
如果在没有灭火设备的场合,式3-5-1应改为3-5-2:
〔3-5-2〕
B、对有完善的绝热材料保温层的液化气体压力容器
〔3-5-3〕
Gv—容器的安全泄放量,kg/h;
t—泄放压力的饱和温度,℃;
λ—常温下绝热材料的导热系数,W/m·
k;
δ—保温层厚度,m;
其他符号同前。
3.5.2介质为非易燃液化气体的容器,而且装在无火灾危险的环境下,安全泄放量可根据其有无保温层分别选用不低于按公式3-5-1~3-5-3计算值的30%。
4.喷嘴面积计算
4.1介质为气体
气体通过安全阀喷嘴时,其速度和比容随下游压力的减少而增大,一直增大到极限速度为止,此极限速度即为该气体的声速,相当于极限速度的相应流率,称为临界流率。
声速下的喷嘴喉管压力Pcf与入口压力〔即最高泄放压力〕Pm之绝压比称为临界压力比,Pcf称为临界流动压力。
气体的临界压力比可用理想气体关系的公式计算
〔4-1-1〕
K—气体的绝热指数〔Cp/Cv);
Pcf—临界流动压力,MPa〔绝〕;
Pm—进口处压力〔即最高泄放压力〕,MPa〔绝〕,
即安全阀定压+容许过压+大气压。
一般烃类气体Pcf/Pm值大都在0.5~0.6之间,其与K值的关系见下表4-1-1。
表4-1-1K值与Pcf/Pm值关系表
K
1.2
1.3
1.4
1.5
1.7
1.8
Pcf/Pm
0.585
0.564
0.546
0.528
0.512
0.497
0.482
0.469
如果喉管下游压力P2〔即安全阀出口压力〕高于临界流动压力,此时的流动状态为亚临界流动。
4.1.1临界流动状态下喷嘴面积计算,可按式4-1-2计算
〔4-1-2〕
对全启式
〔4-1-3〕
对微启式
〔4-1-3B〕
Ao—喷嘴面积,cm2;
h—安全阀开启高度,cm;
φ—锥形密封面的半锥角度,°
;
do—喷嘴内径,cm;
Gv—气体最大泄放量,kg/h;
Pm—最高泄放压力,MPa〔绝〕;
T1—进口处气体温度,K;
M—气体分子量;
Z—在Pm压力下气体的压缩系数;
KF—流量系数,应由制造厂提供,参见附录二。
C—气体特性系数,仅与气体的绝热指数K有关,可用下式计算
〔4-1-4〕
也可用表4-1-2查得;
Kb—背压校正系数,对普通型安全阀,随着P2值增大,安全阀的理论泄放量
将随之减少。
但当P2<
Pcf时,对泄放量的影响较小,而普通型安全阀
的P2值要求小于0.1Ps,在此条件下,Kb值可取为1。
当P2值大于
0.1Ps时,一般应选用波纹管〔平衡型〕安全阀,当P2值大于0.3Ps可
选用先导式安全阀。
波纹管安全阀的Kb值见表4-1-3。
表4-1-2不同K值与C值关系
C
1.01
317*
1.24
341
1.48
363
1.72
382
1.02
318
1.26
343
1.50
365
1.74
383
1.04
320
1.28
345
1,52
366
1.76
384
1.06
322
1.30
347
1.54
368
1.78
386
1.08
324
1.32
349
1.56
369
1.80
387
1.10
327
1.34
351
1.58
371
1.85
391
1.12
329
1.36
353
1.60
372
1.88
393
1.14
331
1.38
354
1.62
374
2.00
400
1.16
333
1.40
356
1.64
376
1.18
335
1.42
358
1.66
377
1.20
337
1.44
360
1.68
379
1.22
339
1.46
361
1.70
380
*内插值因在K接近于1时,C变为不定的无穷数。
表4-1-3波纹管安全阀Kb值
P2/Ps〔表压〕
0.31
0.34
0.37
0.40
0.43
0.46
0.49
过压10%,Kb
1.0
0.99
0.98
0.97
0.96
0.945
0.93
过压20%,Kb
0.90
0.86
0.81
0.76
0.70
表4-1-3是国外制造商提供的平均值〔见APIRP520-90〕,背压低于0.34MPa〔表〕时,不应选用上表数值,而应由制造厂按背压条件提供Kb值。
4.1.2亚临界流动状态下喷嘴面积计算为了简化计算,仍然采用式4-1-2计算,对普通型安全阀,Kb校正系数需改用表4-1-4值;
对波纹管安全阀,Kb值应由制造厂提供。
其它符号意义和取值与临界流动状态一样。
表4-1-4亚临界流动状态下普通型安全阀Kb值
绝对背压%*
50
60
70
75
80
85
Kb值
绝热系数K=1.1
0.92
0.88
0.79
K=1.3
0.94
0.84
K=1.5
0.80
0.72
K=1.7
0.87
0.82
0.77
0.69
*绝对背压%为P2/Pm%(以绝压计)
例题1≌以下泄放要求:
GV=24318kg/h,烃蒸气平均分子量M=65,K=1.1,
T1=348K(75℃),PS=0.51MPa(表),即设备的设计压力,
P2(背压)=0(表)。
计算出以下数据,容许积聚压为10%〔由于定压即为设备压力,积聚压等于过压〕,最高泄放压力Pm=0.51×
1.1+0.1=0.661MPa(绝),Z=0.84,临界压力比=0.59(查表4-1-1),临界流动压力Pcf=0.661×
0.59≈0.39MPa(绝)=0.29MPa(表)。
因背压P2=0,小于Pcf,处于临界流状态,因此可用式4-1-2计算喷嘴面积
KF采用0.975,Kb=1,C=326〔查表4-1-2〕。
例题2把例1中的迭加背压改为0.37MPa(表〕,其它数据与例1一样,选用普通型安全阀。
因迭加背压等于0.37MPa(表〕,大于临界流动压力0.29MPa(表〕,气体处于亚临界状态。
容许积聚背压0.1×
0.51=0.051MPa
总背压P2=0.37+0.051=0.421MPa(表〕=0.521MPa(绝〕
P2/Pm=0.521/0.661=79%,从表4-1-4查得Kb=0.88
4.2介质为水蒸汽〔压力小于10MPa〕按4-2-1计算
式中GV--水蒸汽最大泄放量,kg/h;
AO--喷嘴面积,cm2;
Pm--最高泄放压力,MPa〔绝〕;
Kφ--蒸汽过热度校正系数,见表4-2-1;
KF--由制造厂提供。
表4-2-1蒸汽过热度校正系数
蒸汽压力,MPa〔绝〕
蒸汽温度,℃
150
200
250
300
350
450
500
0.3
0.89
0.85
0.75
0.5
0.89
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