安全阀计算

目次
1 总则
1.1 目的
1.2 范围
1.3 引用标准
2 计算要求
2.1 一般要求
2.2 安全阀的计算
2.3 安全阀的选择
2.4 计算举例
2.5 安全阀选型举例
1 总则
1.1 目的
为规范储运系统压力容器上安全阀的计算和选择，特编制本标准。

1.2 范围
1.2.1 本标准规定了储运系统压力容器上安全阀计算的一般要求﹑安全阀的选择﹑
计算举例﹑安全阀选型举例等要求。

1.2.2 本标准适用于储运系统中储存物料为气、液相处于平衡状态的液化石油气、液
氨等并以泄放气体为安全措施的压力容器上安全阀的计算和选择。

安全阀可以为弹簧全启封闭式。

本标准适用于国内工程，对涉外工程应按指定标准执行。

1.3 引用标准
使用本标准时，应使用下列标准最新版本。

GB/T 12241 《安全阀一般要求》
1
2 计算要求
2.1 一般要求
2.1.1 名词定义
2.1.1.1 定压：定压系指安全阀在运行条件下阀瓣开始升起，介质连续排放时的瞬时压力。

2.1.1.2 冷定压：冷定压系指安全阀直接向大气排放介质时，阀瓣开始升起，介质连续排放时的瞬时压力。

对平衡式安全阀定压与冷定压数值相同，对非平衡式安全阀冷定压为定压减去背压；当设置两个以上非平衡式安全阀时，每个安全阀的冷定压应经放空管道系统压降计算后确定。

2.1.1.3 排放压力：排放压力系指安全阀瓣达到规定开启高度后，其进口侧的压力数值。

2.1.1.4 背压：背压系指安全阀出口处的压力。

当安全阀直接向大气排放时，背压可视为零，当安全阀的出口与放空系统密闭连接时，安全阀的背压由两部分组成，即由排放背压与附加背压组成。

a) 排放背压是排放介质在放空系统流动的阻力；
b) 附加背压是安全阀不排放时，在安全阀出口处存在的压力，是由其他压力源在排放系统中引起的。

2.1.1.5 平衡式安全阀：平衡式安全阀系指背压对工作特性影响最低的安全阀，带波纹管的安全阀即是其中之一，波纹管使作用在阀瓣上、下两面的压力互相抵消，对阀瓣的升降不发生作用。

2.1.1.6 容器的最高工作压力：容器的最高工作压力系指正常操作过程中容器内可能出现的最高压力。

2.1.2 安全阀的设置原则
2.1.2.1 安全阀不设备用。

2.1.2.2 对盛装易燃易爆介质的压力容器应按火灾事故设置安全阀。

2.1.2.3 对共用一个放空系统的安全阀，其中定压较低者，宜用平衡式安全阀。

2.1.3 安全阀的定压0P（表压）及容器设计压力P（表压）的确定
2.1.
3.1 容器上首先打开的安全阀其定压应高于容器的最高工作压力并不大于容器的设计压力，见式（2.1.3.1）。

1
P<0P≤P（2.1.3.1）式中：
1
P——容器的最高工作压力（表压），MPa；
P——安全阀的定压（表压），MPa；
P——容器的设计压力（表压），MPa。

2.1.
3.2 几种常用介质所用安全阀的定压值均以50 ℃时该介质的饱和蒸气压力为基础，不应低于下列规定值：
a) 对单组分介质：当介质50 ℃时饱和蒸气压（表压）小于或等于1.8 MPa时，安全阀的定压取介质50 ℃时饱和蒸气压（表压）与0.18 MPa之和；
b) 对单组分介质：当介质50 ℃时饱和蒸气压（表压）大于1.8 MPa并小于或等于4 MPa时，安全阀的定压取介质50 ℃时饱和蒸气压（表压）的1.1倍；
c) 对常温下盛装混合液化石油气的压力容器，应以50 ℃时该介质的饱和蒸气压基础，当其低于异丁烷50 ℃的饱和蒸气压时，安全阀的定压取50 ℃异丁烷的饱和蒸气压；当其高于50 ℃异丁烷的饱和蒸气压时，取50 ℃丙烷的饱和蒸气压；当其高于50 ℃丙烷的饱和蒸气压时，取50 ℃丙烯的饱和蒸气压；
d) 对戊烷、新戊烷，当环境温度较低时容器内可能出现负压，此时容器的设计条件由设备专业确定（这一情况应通知设备专业），安全阀定压值按2.1.3.2 a)确定。

2.1.
3.3 当容器设计压力高于2.1.3.2规定数值时，安全阀定压（非冷定压）可提高至容器设计压力。

2.1.
3.4 安全阀计算时容器设计压力P的取值应符合下列规定：
a) P值可与安全阀定压取同一数值。

但此值不一定是容器设计的正式结果（设备专业可能将P值提高）；
b) 当选用非平衡式安全阀时，对向密闭系统排放气体的安全阀应使附加背压冷定压之和不大于P值，当密闭系统为火炬低压系统时在其他设施向系统排放气体的情况下，安全阀的附加背压可能达到0.05 MPa，对这种情况，安全阀的冷定压应仍按2.1.1.2取值，但容器设计压力则应至少等于冷定压与0.05 MPa之和，以使有附加背压作用时安全阀的定压不致超过容器设计压力。

当选用平衡式安全阀时，则可不考虑背压的这一影响。

2.1.4 使用多于一个的安全阀对容器作压力保护时，安全阀定压的确定
第一个安全阀的定压应不大于容器的设计压力，其余安全阀的定压不得超过容器设计压力的4 %。

2.1.5 排放压力1P（绝压）的确定
2.1.5.1 对火灾事故：无论单阀方案还是多阀方案，排放压力可为容器设计压力的116 %，见式（2.1.5.1）。

1P =1.16P +0.1013 （2.1.5.1） 式中：
1P ——排放压力（绝压），MPa ； P ——容器设计压力（表压），MPa 。

2.1.5.2 对非火灾事故应符合下列规定：
a) 单阀方案：1P 可达容器设计压力的110 %，见式（2.1.5.2-1）；
1P =1.1P +0.1013（绝压） （2.1.5.2-1） b) 多阀方案：1P 可达容器设计的112 %，见式（2.1.5.2-2）。

1P =1.12P +0.1013（绝压） （2.1.5.2-2） 2.1.6 安全阀背压2P （表压）的确定
2.1.6.1 非平衡式（弹簧封闭式）安全阀的背压应不大于其定压的10 %。

2.1.6.2 平衡式（带波纹管的）安全阀的背压应不大于其定压的30 %。

否则，应用背压校正系数修正安全阀的计算。

2.1.6.3 当背压2P 的值升高到与排放压力1P 之比满足式（2.1.6.3）时，喷嘴内的介质流动为亚临界流，与本标准的临界流动这一计算前提不符，此时可按GB /T 12241进行计算。

1
12)12(-+>k k
k P P （2.1.6.3） 式中：
2P ——安全阀的背压（绝压），MPa ； 1P ——安全阀的排放压力（绝压），MPa ； k ——安全阀进口工况下排放介质的绝热指数。

如无法得到此数，可用该介质15 ℃，0.1013 MPa （绝压）下的k 值代替。

2.1.7 安全阀额定排量系数K 的确定
安全阀喷嘴面积计算公式（2.2.1）中的额定排量系数K 应由制造厂给出，当制造厂无此数据时，对全启式安全阀K 一般取0.6～0.7。

按GB /T 12241，将安全阀的流道化为理想喷管进行理论计算所得的排量是理论
排量，理论排量乘以安全阀排量试验测得的排量系数d K
可得实际排量，实际排量乘以减低系数（按国家标准，减低系数为0.9）才是额定排量。

选用安全阀时应使额定排量等于或稍大于要求的泄放量。

额定排量与理论排量之
比称额定排量系数K ，额定排量系数K 等于排量系数d K
与0.9的乘积。

2.2 安全阀的计算
2.2.1 基本公式见式（2.2.1）。

1
1
02106.7ZT M
KP C G
A -⨯=
（2.2.1）
式中：
A ——安全阀的喷嘴面积，mm 2；
G ——安全阀的额定排放量，kg /h ，其值应等于或稍大于被保护容器要求的最大
泄放量；
1P ——安全阀达额定排放量时，入口侧的压力（绝压），MPa ；
K ——安全阀的额定排量系数；
C ——与排放气体绝热指数有关的气体特性系数；
Z ——排放气体的压缩系数；
1T ——安全阀达额定排放量时，入口侧气体的温度，K ；
M ——排放气体的平均分子量，kg /kmol 。

2.2.2 计算参数的确定 2.2.2.1 G 值的计算
a) 介质为易燃液化气体或介质为非易燃气体但是在有可能发生火灾的环境下工作时，见式（2.2.2.1-1）； 1) 对无绝热层的容器：
r FA r Q G 82
.0151055.2⨯=
= （2.2.2.1-1）
式中：
G ——火灾时，容器要求的泄放量，kg /h ；
Q ——火灾时，传入容器的热量，kJ /h ； r ——排放压力下物料的汽化潜热，kJ /kg 。

对气、液共存的单组分物料，r 值可从《石油化工工艺计算图表》中查得。

对气、液共存的多组分物料，r 值取排放压力1P 对应的饱和温度1T 状态下的微分气化潜热。

也可按式（2.2.2.1-2）简化计算：
r =i
n
i i r
y ∑=1
（2.2.2.1-2）
式中：
i
y ——排放气体在1P 、1T 状态下i 组分的体积百分数；
i r
——排放气体在1P 、1T 状态下i 组分的汽化潜热；
F ——系数；
埋地容器：F 一般取0.3；
地上容器：无火灾喷淋水F 一般取1；
有火灾喷淋水、水量大于10 L /（m 2•min ）时：F 一般取0.6； 1A ——火灾时容器的受热面积，m 2；
对半球形封头的卧式容器：1A =πD L ；
对椭圆形封头的卧式容器：1A =πD （L +0.3D ）；
对立式容器：1A =πD H ；
对球形容器：1A =0.5πD 2，或从地面算起7.5 m 高度以下容器的外表面积，取二 者较大值。

D ——容器的外径，m ； L ——容器的总长度，m ；
H ——立式容器内，物料的最高液位，m ；
2) 对有完善绝热层的容器，见式（2.2.2.1-3）：
r A T G δ82
.011)650(61.2λ-=
（2.2.2.1-3） 式中：
λ——绝热材料常温下的导热系数，kJ /（m ·h ·℃）； δ——绝热层的厚度，m ；
其余符号同前。

b) 当容器内介质为非易燃、易爆液化气体，且容器设于无火灾危险环境中时，
G 值至少应为2.2.2.1 a)中1)、2)计算值的30 %。

2.2.2.2 0C
值的计算
0C 值仅与气体的绝热指数k 有关。

k 值不能确定时0C
可取315，见式（2.2.2.1-4）。

1
1
0)
12(520-++=k k k k C （2.2.2.1-4） 当已知k 值时，可从表2.2.2.2中查得0C
值。

表2.2.2.2 0C
﹑k 值关系
排放气体k 值的计算见式（2.2.2.1-5）至式（2.2.2.1-7）。

v p C C k =
（2.2.2.1-5） 式中：
p C
——排放状态下气体的定压比热，J /（kg ·K ）；
v
C ——排放状态下气体的定容比热，J /（kg ·K ）。

⎪⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-
-=R C R C M R C C p o p p ~
~00
（2.2.2.1-6）
)
(v p p v C C C C --= （2.2.2.1-7）
式中：
p
C ——理想气体的定压比热，千卡/公斤·℃，计算方法见《石油化工工艺
计算图表》；
⎪⎪⎪
⎭⎫ ⎝⎛-R C R C p p ~~0
——定压比热的压力校正项，计算方法见《石油化工工艺计算图表》； （v p C C -）——由《石油化工工艺计算图表》中图4-1-16查得；
R ——气体常数，1.987千卡/（公斤分子·K ）；
M ——排放气体平均分子量。

当排放状态下的p C 、v C 难以找到时，可用标准状态下的p C 、v C
代替。

2.2.2.3 排放气体平均分子量M 的计算见式（2.2.2.3）。

=M i
n
i M
i x ∑=1
（2.2.2.3）
式中：
i x
——i 组分的体积百分数；
i
M ——i 组分的分子量；
n ——排放气体的组分数。

2.2.2.4 压缩系数Z 值的计算
对绝大多数气体来说，Z 值可近似为对比温度（r T ）及对比压力（r P ）的函数，其数值可从《石油化工工艺计算图表》中图3-2-5查得，见式（2.2.2.4-1）和式（2.2.2.4-2）。

r T =c l
T T （2.2.2.4-1）
r P =c
l
P P （2.2.2.4-2）
式中：
r T ——对比温度；
r P ——对比压力；
c T
——排放气体的临界温度，K ；
c P
——排放气体的临界压力（绝压），MPa ；
l T 、l P 同前。

混合气体的临界温度可按式（2.2.2.4-3）计算：
=
c
T ci
n
i T i x ∑=1
（2.2.2.4-3）
式中：
ci T
——i 组分气体的临界温度，K 。

混合气体的临界压力可按式（2.2.2.4-4）计算：
=
c P ci
n
i P
i x ∑=1 （2.2.2.4-4）
ci
P ——i 组分气体的临界压力（绝压），MPa 。

常用单组分气体的c T 、c P
值见表2.2.2.4。

表2.2.2.4 常用单组分气体的c T 、c P
值
2.2.2.5 1T 值计算
应取与排放压力1P 对应的饱和温度（K ）。

首先假定排放气体的饱和温度1T ，根据1
T 由蒸气压图查得各组分的饱和蒸气压，混合气体的蒸气压'1P 可按式（2.2.2.5）计算。

'
1P =
i
n
i i p
x ∑=1
（2.2.2.5）
式中：
i p
——i 组分在1T 时的饱和蒸气压；
i
x ——液相中i 组分的体积百分数；
n ——混合气体或液体的组分数。

当满足|1P -'1P |≤0.01时，即可确定假定温度为1P 对应的饱和温度。

2.3 安全阀的选择
2.3.1 按2.2计算喷嘴面积A ，以此面积所对应的直径作为安全阀喷嘴直径，根据喷嘴直径及排放介质的温度、压力数据查安全阀样本，确定安全阀的公称直径（入口法兰公称直径）及其他参数。

2.3.2 对易燃、易爆及有毒介质应优先选用平衡波纹管、封闭全启式HT 系列安全阀，以尽量免除背压对定压值的影响。

2.3.3 当选用普通弹簧封闭全启式安全阀时，应注意控制背压不超过定压的10 %和背压对定压及容器设计压力的影响。

2.3.4 安全阀的公称压力应不小于容器的设计压力，使用温度应取排放压力1P 所对应的介质温度（对液化气体则为介质的饱和温度）。

2.3.5 当容器既有火灾事故可能又有非火灾事故可能时，该容器应设两个或两个以上安全阀。

第一个安全阀应能满足非火灾事故的排放要求而不使其余安全阀开启。

火灾事故时全部安全阀才同时排放，以满足火灾事故的排放要求，此时安全阀的定压和排放压力应按 2.1.3中多阀方案火灾事故确定。

在第一个安全阀喷嘴面积难以确定时，可取火灾时所需总喷嘴面积之半。

2.3.6 当容器只有火灾或非火灾中的一种事故可能时，该容器上可设一个或多个安全阀，其定压及排放压力应按2.1.2或2.1.3确定。

2.3.7 当容器上设有两个或两个以上安全阀时，各安全阀喷嘴面积的总和应不小于计算要求的喷嘴面积。

2.3.8 安全阀实际排放量
a) 对单阀方案，当实际选用的安全阀喷嘴面积除以计算喷嘴面积大于1.1时，即1.11
≥A A ，则实际排放量1G 按式（2.3.8-1）计算；
A
A G G 1.11
1⨯= （2.3.8-1）
否则仍取计算排量；
b) 对多阀方案的实际排放量（总量）1G 则按式（2.3.8-2）计算。

A A G G 1
1⨯= （2.3.8-2）
式中：
1A ——选用的安全阀实际喷嘴总面积，cm 2； A ——安全阀的计算喷嘴面积，cm 2； 1G ——选用的安全阀实际排放量，kg /h ；
G ——安全阀的计算排放量，kg /h 。

2.4 计算举例
1000 m 3液化石油气球罐，其储存介质为丙烷40 %（体积百分数）、丁烷60 %（体积百分数），有火灾喷淋水、水量大于10 L /（m 2•min ），放空管线单独使用，液化气罐中心距地面高9.5 m ，球罐外径12.3 m ，装满系数0.9，选用平衡式安全阀。

解：
液化气罐的设计压力p ：
由于本工况无附加背压，故根据2.1.3.4的规定，液化气罐的设计压力可取50 ℃时丙烷的饱和蒸汽压，即：
p =1.623 MPa （表压）。

液化气罐安全阀的定压
P ：
按本标准，液化气罐应考虑操作及火灾两种事故，按火灾事故设两个安全阀计算。

第一个安全阀的定压：按规定取容器设计压力，即：
01P
=p =1.623 MPa （表压）；
其冷定压101P =01P
=1.623 MPa （表压）。

第二个安全阀的定压：按规定取1.04p ，即：
02P
=1.04p =1.04×1.623=1.69 MPa （表压）；
其冷定压应为102P =02P
=1.69 MPa （表压）。

液化气罐安全阀的排放压力1P ：
按火灾事故，安全阀排放压力1P =1.16x1.623+0.1013=1.98 MPa （绝压）。

计算排放压力1P 对应的饱和温度1T ：
假设该状态下的饱和温度1T =82 ℃，由《石油化工工艺计算图表》中图6-1-2查得丙烷的饱和蒸气压为3.33 MPa （绝压）；丁烷的饱和蒸气压为1.07 MPa （绝压）。

则：混合气体的饱和蒸气压=0.4X3.33+0.6X1.07=1.974 MPa （绝压）。

因为：1P -1.974=0.006<0.01
所以：排放压力1P 对应的饱和温度1T =82 ℃。

计算排放温度1T 对应的储存介质的汽化潜热r ： a) 求气相介质的组成：
物料的临界性质及对比条件见表2.4。

表2.4 物料的临界性质及对比条件
根据系统中丙烷、丁烷组分的对比温度和对比压力由《石油化工工艺计算图表》
中图7-2-18得到：丙烷在系统温度1T 及压力1P 下的逸度系数值p f
=0.71，丁烷在系
统温度1T 及压力1P 下的逸度系数值p f
=0.405。

丙烷、丁烷组分在系统温度1T 时的饱和蒸气压分别为34 kg /cm 2和11 kg /cm 2，则系统及其饱和蒸气压条件下的对比条件为：
丙烷：r p =34/41.94=0.81
丁烷：r p =11/37.47=0.294。

由《石油化工工艺计算图表》中图7-2-18得到：丙烷在系统温度1T 及其饱和蒸
气压下的逸度系数值p f
=0.56，丁烷在系统温度1T 及其饱和蒸气压下的逸度系数值p f
=0.565。

则：在1P 、1T 条件下丙烷的气液平衡常数34
.102.2071.03456.0=⨯⨯=p k ，丁烷的气液平衡常数77
.002.20405.011565.0=⨯⨯=p k 。

因此，气相中丙烷的体积百分数=0.4X1.34=0.536，丁烷的体积百分数=0.6X0.77=0.462。

经过归一处理后得到气相组成如下：
丙烷=0.537（体积比） 丁烷=0.463（体积比）。

b) 求介质的汽化潜热：
由《石油化工工艺计算图表》中图4-2-1、图4-2-2查得82 ℃时，丙烷的汽化潜热为：42 kcal /kg 、丁烷的汽化潜热为：69 kcal /kg ，则：
介质的汽化潜热r =
5
.5469463.042537.02
1
=⨯+⨯=∑=i i i r y kcal /kg
即r =54.5×4.1868=228.1 kJ /kg 。

系数F 的确定：
按规定，为地上无复土及火灾时有喷淋水消防，故F =0.6。

1A 值的确定：
1A =0.5π2
D =0.5×3.14×12.32 =237.5 m 2
同时，容器在7.5 m 高度以下的外表面积，即球缺高度为4.15 m 的球缺外表面积：
2πRb=2×3.14×6.15×4.15=160.3 m 2。

因为：0.5π2
D 的值较大，故取1A =237.5 m 2。

计算G 值：8.595121
.2285
.2376.01055.282
.05=⨯⨯⨯=
G kg /h 计算排放气体的绝热指数k 并确定系数0C
：
4
3205.523.2372.96.3FT ET DT CT B C p ++++=
由《石油化工工艺计算图表》中表4-3-1查得丙烷、丁烷的系数：B 、C 、D 、
E 、
F ，则可计算出82 ℃时丙烷、丁烷的理想气体定压比热。

对于丙烷：0p
C =0.46 kcal /（kg ·℃）；
对于丁烷：0p
C =1.35 kcal /（kg ·℃）。

气相组成体积比百分数丙烷0.537、丁烷0.463转换为重量百分数丙烷0.468、丁烷0.532。

排放气体的
p
C =0.46835.1523.046.0⨯+⨯=0.92133 kcal /（kg ·℃）；
排放气体的ω=0.5371928.0463.01454.0⨯+⨯=0.1673； 排放气体的M ==⨯+⨯124.58463.0097.44537.050.59； 排放气体的c T
=0.5373.12203.152463.067.96=⨯+⨯ ℃；
排放气体的87
.3947.37463.094.41537.0=⨯+⨯=c P 大气压； 排放气体的67.03.12282=÷=r T ； 排放气体的502.087.3902.20=÷=r P 。

由《石油化工工艺计算图表》中表4-1-2查得简单流体定压比热的
校正项=-3.043，非简单流体定压比热的校正项=-11.83。

所以：定压比热的压力校正项⎪⎪⎪
⎭⎫ ⎝⎛-R C R C p p ~~0
=-3.043+0.1673⨯（-11.83）=-5.022159 所以：排放气体的()=
-⨯-=59.50022159.5987.10.92133p C 1.11858 kcal /（kg ·℃）。

由《石油化工工艺计算图表》中图4-1-16查v
p C C -无结果，故手工计算无法求
取排放气体的绝热指数k 。

则0C
可取315。

安全阀的额定排量系数K ：
由于选用航天部第十一研究所之安全阀，由安全阀样本查得K =0.81。

排放气体的压缩系数Z ：
根据排放气体的对比温度r T 和对比压力r P ，由《石油化工工艺计算图表》中 图3-2-5查得Z =0.69。

喷嘴面积A 计算见式（2.4-1）和式（2.4-2）。

（2.4-1）
=
⨯⨯⨯⨯⨯=-15.35569.059
.5098
.181.0315106.78
.595122A 3411mm 2=34.11 cm 2 （2.4-2） 2.5 安全阀选型举例 安全阀举例如下：
a) 选用航空航天工业部第十一研究所HT 系列安全阀；
b) 型号：选用平衡波纹管式安全阀，进口法兰压力等级应为300 lb 阀体材料为碳钢，阀帽型式为螺纹式，故型号为：HTB -03a CA 型；
c) 喷嘴面积：每个液化气罐选配两个安全阀，喷嘴总面积如前计算A =34.11 cm 2 故每个安全阀喷嘴面积为：A /2=17.06 cm 2；
在系列产品中选代号为L 的喷嘴，每个安全阀喷嘴的面积为：18.406 cm 2，该阀口径为：4L 6（即进口法兰4"，出口法兰6"，喉部代号L ）； d) 所选液化气罐安全阀有关数据： 1) 进口法兰磅级：300 lb ； 2) 出口法兰磅级：150 lb ；
3) 阀的最高定压可调至4.24 MPa ； e) 安全阀实际排放量计算： 由于采用两阀方案故实际总排量：
=64227 kg /h
安全阀的实际排放量大于计算排放量，满足要求。

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