控制閥優化選型對裝置長周期運行的影響

高明玉

(中國石化股份有限公司發展計劃部，北京100728)

控制閥作為控制回路的最終執行元件，選型計算是否正確直接影響控制回路的控制品質，關系到工藝裝置能否長周期運行?？刂崎y選型計算的關鍵是計算控制閥的CV值，選擇控制閥的型式和口徑。國內外相關標準以及一些有影響力的閥門制造商的手冊均提供了控制閥選型計算的流程和計算公式，內容基本相同。通過IEC等提供的控制閥選型計算流程和計算公式，完成控制閥的選型計算，即可選出滿足工況需求的控制閥[1]。

在選型計算過程中，需要使用各種工況條件下的流量、溫度、壓力、壓差、密度、動力黏度等工藝參數，因此準確的工藝參數是控制閥選型計算的基礎。如果工藝參數出現了重要工況遺漏或者錯誤，將直接導致控制閥計算選型錯誤。由于工藝裝置在開車階段、正常運行階段、運行異常以及停車階段會出現不同的工況，這也給確定控制閥的工藝參數帶來了困難。在多個項目的調研中發現，壓差參數比較容易出現錯誤，并且會對控制閥的計算與選型造成較大的影響。本文分析了某SNG項目中甲烷合成裝置的2臺控制閥出現的問題，進一步論證壓差對控制閥計算與選型的影響，并提出了優化選型方案，滿足了裝置長周期運行的要求。

1 工藝流程簡介

裝置界區外鍋爐給水經控制閥FV001A和FV001B調節流量后進入鍋爐水加熱器E001，經鍋爐水加熱器加熱后進入汽包。在正常運行階段，則通過開工給水調節閥FV001A調節；在開車階段，則通過開工給水調節閥FV001B調節。鍋爐給水工藝流程如圖1所示。

圖1 鍋爐給水工藝流程示意

圖1中，來自甲烷合成反應器出口的產品氣進入余熱鍋爐B001，在B001中產生蒸汽，部分回收甲烷合成反應產生的熱量，之后產品氣進入蒸汽過熱器E002，進一步回收熱量。汽包出口的飽和蒸汽也進入E002過熱，經控制閥PV001A調節后，送出裝置界區。當汽包出現超壓或蒸汽品質不合格時，蒸汽經放空控制閥PV001B減壓后放空至大氣。

2 控制閥出現的問題

甲烷合成裝置投用后，FV001B和PV001B便出現了一些問題，影響了裝置的長周期運行。

FV001B在開車時閥門噪音較大且出現了振動現象。裝置投用一段時間后，將FV001B下線拆解，發現閥桿出現裂痕，閥芯出現很多粗糙凹坑。

PV001B在使用時，存在壓力控制不穩、壓力波動、閥門噪音較大等問題，并且出現多次閥門無法開啟的情況。

3 開工給水調節閥問題分析

3.1 原始設計參數

按照原設計圖紙，FV001B采用口徑DN80、額定CV值100、流量特性為等百分比的Globe控制閥。FV001B對應的工藝參數詳見表1所列。

表1 FV001B原設計工藝參數

根據表1中所列工藝參數，依照IEC的計算方法進行初步計算，閥門在最大和最小工藝參數值時的CV計算值分別為35.3和8.9，閥門開度分別為73.4%和38.1%，與原設計圖紙中的計算結果基本吻合。

3.2 故障原因分析

根據氣蝕損壞的特點，結合FV001B閥芯出現很多粗糙凹坑、開車時噪音較大且出現振動、閥桿出現裂痕等現象，基本可以判斷是氣蝕導致閥門損壞[2]。

根據節流原理，不可壓縮流體在節流時流速增加而靜壓降低，經節流后流束截面并不立即擴大，而是繼續縮小到一個最小值，該處的流速最大且靜壓最低，稱為縮流斷面。之后隨著流通截面的擴大，流體流速減慢，靜壓回升，稱為壓力恢復。而壓降Δp為不可恢復的壓力損失?？s流斷面處的壓力pVC為節流過程中最低的靜壓，如果該處的流速增加到足夠大，那么pVC將會降低到閥門入口溫度下的流體飽和蒸汽壓pV以下，此時部分流體就會氣化成氣體或蒸氣，形成氣泡[3]。流體流出節流區后，壓力回升，若壓力回升不超過入口溫度下的流體飽和蒸氣壓，即p2≤pV，那么流體還將繼續氣化，在閥門出口形成氣液共存的現象，即兩相流，該現象稱為閃蒸。若壓力回升后p2>pV，氣泡破裂恢復為液體，該現象稱為氣蝕，氣蝕工況下控制閥的壓力變化趨勢如圖2所示。在氣泡破裂的瞬間，氣泡原來占有的空間就形成具有高真空的空穴，液體在高壓差的作用下，以極快的速度流向空穴，形成有沖擊力的微噴射流和壓力波。由于氣泡中的氣體和蒸氣來不及在瞬間全部溶解和凝結，因而在沖擊力的作用下又分成小氣泡，再被高壓力的流體壓縮，出現了凝結、破裂現象，如此形成多次反復。如果氣泡的破裂發生在閥內件的表面處，會對材料表面造成高頻沖擊，所形成的沖擊力高達幾百甚至上千牛頓，沖擊頻率可達幾萬赫茲，從而使材料產生疲勞并導致機械損壞。氣蝕后材料損壞具有煤渣似的粗糙外形，而閃蒸后材料損壞其外形非常光滑類似于細的噴砂表面[4]。

圖2 氣蝕工況控制閥的壓力變化趨勢示意

查閱原設計圖紙，閥門的原始選型計算似乎沒有問題，那么很可能是工藝參數和實際操作工況存在偏差所致。與裝置的工藝人員溝通了解到，開車前汽包的表壓約為0.3 MPa，開車時一般通過開工蒸汽將汽包和余熱鍋爐進行預熱，開車后，汽包的表壓將逐漸升高至4.78 MPa。同時，FV001B的出口壓力也隨著汽包壓力的升高而逐漸變化，從初始的0.4 MPa升高至4.88 MPa。從表1可知，FV001B的入口壓力為6.37 MPa，該閥門剛開車時的壓差高達5.97 MPa，與完成升壓后的壓差1.49 MPa相比，差距較大。

根據式(1)所示的氣蝕判定公式重新核算FV001B的相關選型參數，依據計算結果判斷是否是氣蝕導致了閥門損壞。ΔpC定義為閥門初始氣蝕壓差，即閥門開始出現氣蝕時的壓差，當閥門實際壓差大于ΔpC時，閥門將開始出現氣蝕。

(1)

KC為閥門的初始氣蝕指數[5]，閥門原設計選型為Globe閥，KC值約為0.7。根據式(1)計算得到的ΔpC為4.19 MPa，說明FV001B的p2從0.4 MPa升壓至2.18 MPa期間，閥門都工作在氣蝕狀況；p2高于2.18 MPa后，氣蝕現象才消失。因此，可以確定閥門是由于氣蝕導致的損壞，同時也是氣蝕現象導致了閥門振動和較大的噪音。

3.3 優化閥門選型方案

根據3.2節的分析，解決該閥門問題的最佳途徑就是消除氣蝕。按照式(1)可以得到兩個優化方案： 在p1不變的前提下提高p2，使p1-p2<ΔpC；選用KC值更大的閥門。

3.3.1第一種方案

該方案可以通過在閥門下游增加節流部件以提高p2，具體實施時有2個方法： 在閥門出口增加限流孔板[6]，將下游的工藝閥關小。

1)在閥門出口增加限流孔板具有改動工作量較小、投資低等優點。由于最大流量約為最小流量的4倍，那么確定限流孔板的孔徑非常困難。因此，該方法的缺陷也較明顯。如果限流孔板孔徑按照小流量的工況設置，則大流量工況時，p2將會明顯偏大，將導致閥門流通量受阻，閥門可調范圍大幅縮小。如果限流孔板的孔徑按照大流量的工況設置，則小流量工況時，p2將會明顯偏小，起不到消除氣蝕的作用。另外，p2是逐漸升高的，限流孔板只能適用于低壓工況，無法適用于高壓工況。因此，在流量變化范圍較大，或p2變化較大的工況下，在閥門出口增加限流孔板是不太合適的。

2)將下游的工藝閥關小的方法，在改動工作量和投資方面更有優勢，雖然該方法可以克服p2變化和流量變化造成的困難，然而該方法也存在缺陷。工藝閥需要現場操作人員手動操作，當p2和流量一直處于變化狀態時，現場操作人員的操作響應很難滿足工況變化的需求。在開車階段，余熱鍋爐的負荷和壓力一直在提升，p2和流量也一直在增加，存在操作困難的問題，因此也不宜采用該方法。另外，工藝閥為普通的截止閥或閘閥，存在操作不當或降壓偏大造成氣蝕轉移甚至損傷工藝閥的風險。

3.3.2第二種方案

該方案采用抗氣蝕專用控制閥[7]，該類閥門的KC值接近1，具有非常好的抗氣蝕效果，但是抗氣蝕專用控制閥的價格較高。目前各大控制閥制造廠均有專門用于氣蝕工況的抗氣蝕控制閥，其工作原理是通過抗氣蝕閥內件，對流體進行逐級減壓，把閥門的壓差分成多級較小的壓差，確保每級降壓的縮流斷面處的pVC大于入口溫度下流體的pV，最終抑制氣蝕現象的產生，避免對閥門造成損壞，提高了閥門的整體使用壽命[8]。該方案是解決工藝過程中控制閥氣蝕問題的較優方案。

抗氣蝕控制閥的閥內件常用的有多級迷宮式套筒和糖葫蘆串式閥芯兩種型式。

1)多級迷宮式套筒的結構屬于多流道多級降壓式結構。該結構具有流道面積小(孔徑小)、降壓級數多、可承受的壓差大等特點，具有非常好的抗氣蝕性能。但由于流道的面積較小，該結構只適用于干凈介質，如存在固體顆粒將容易導致流道堵塞。

2)糖葫蘆串式閥芯的結構屬于單流道多級降壓式結構。該結構也具有較好的抗氣蝕性能，相較于多級迷宮式套筒，降壓級數略少，可承受的壓差也略小一些。由于該結構具有流道路徑簡單、流道面積大(孔徑大)、不易堵塞等特點，因此該結構也適用于臟污介質。

流經FV001B的介質為鍋爐給水，非常干凈，因此該次優化選型推薦采用多級迷宮式套筒結構的抗氣蝕控制閥。開車過程中FV001B共有6種工況下的工藝參數，即小流量的大壓差、中壓差、小壓差工況，大流量的大壓差、中壓差、小壓差工況，工藝參數詳見表2所列。

表2 FV001B開車過程中6種工況的工藝參數

3.3.3優化閥門的選型計算

依據表2的參數和新選閥門的型式，重新計算CV值，計算過程如下：

首先判別流體是否為阻塞流，對于液體工況，發生阻塞流的條件是式(2)成立。

Δp≥Δpcr

(2)

式中： Δpcr——出現阻塞流時，閥門的前后壓差；FL——實際所選閥門的壓力恢復系數；FF——液體臨界壓力比系數，可由式(3)計算得到：

(3)

1)如式(2)成立，則說明屬于阻塞流工況，CV值計算公式為

(4)

式中：qV——體積流量，m3/h；ρ/ρ0——相對密度，對于15.5 ℃的水，ρ/ρ0=1；常數N=8.65×10-1。

2)如式(2)不成立，則說明屬于非阻塞流工況,CV值計算公式為

(5)

式(5)和式(4)的差別僅在于使用Δp還是使用Δpcr參與計算[9]，計算時需要特別注意FL值需從實際所選閥門的樣本中查找或向閥門制造商咨詢，否則將直接影響計算結果的準確性。

經過計算，表2中6種工況下的CV計算值依次分別為4.5，5.3，8.9，17.8，21.3，35.6，可知CV值的變化范圍較大，第6種工況的CV值約為第1種工況的8倍。因此，在選擇閥門額定CV值或閥門口徑時應特別注意閥門開度范圍的問題。SH/T 3005—2016《石油化工自動化儀表選型設計規范》對直行程控制閥開度范圍作出了明確要求，詳見表3所列。

表3 直行程控制閥開度范圍

抗氣蝕控制閥的流量特性通常為線性，表3中線性控制閥的最小開度不應小于15%。因此，建議FV001B的額定CV值不大于30，顯然無法滿足第6種工況的要求?；谧畲箝_度不超過80%考慮，FV001B可以滿足最大流量123 m3/h工況下閥后表壓升壓至3.1 MPa的控制需求，該工況的計算CV值約為24。最大流量工況下表壓升至3.1 MPa之后，考慮切換使用主控制閥FV001A。主控制閥原設計采用DN150，額定CV值280，流量特性為等百分比的Globe閥。經過計算，在此時切換，主控制閥的開度為37%，能夠滿足閥門的開度要求，且閥門p2已經大于2.18 MPa，避開了氣蝕區域，因此切換方案是可行的。

4 蒸汽放空控制閥問題分析

4.1 原始設計情況

根據原設計圖紙，PV001B采用DN350，額定CV值5 360的蝶閥。工藝參數詳見表4所列。

表4 PV001B原設計工藝參數

根據表4工藝參數，依照IEC的計算方法進行初步計算，閥門在最大工況下的計算CV值為2 556，閥門開度為61.1%，與原設計圖紙中的計算結果基本吻合。

4.2 故障原因分析

根據PV001B使用時存在的壓力控制不穩、壓力波動、閥門噪音較大，以及多次出現閥門無法開啟的情況，基本上可以判斷是實際的壓差遠大于原設計的壓差造成的。

經與裝置的工藝人員詳細溝通，PV001B出口的管線只連接了1臺放空消音器，然后直接放空至大氣。放空消音器和閥門出口的工藝管線不會產生太大的壓降，根據估算，p2按照0.5 MPa考慮已經足夠。按照原設計的工藝參數，閥門的壓差為0.1 MPa，而實際運行時的壓差為4.28 MPa，因此閥門出現這些問題的原因也就非常清楚了。

4.3 優化閥門選型方案

根據4.2節的原因分析，原設計按照小壓差選用了蝶閥，而實際上蝶閥并不適用于大壓差工況，且蝶閥沒有降噪的功能。因此基于閥門壓差大、噪音大的工況環境，推薦選用低噪音型籠式閥[10]。

根據實際的運行工況，PV001B的工藝參數詳見表5所列。

表5 PV001B實際運行的工藝參數

現根據表5的參數重新計算CV值，計算過程如下：

1)首先判別流體是否為阻塞流，對于蒸汽工況，發生阻塞流的條件是式(6)成立：

X≥FKXT

(6)

式中：X——壓差比，X=Δp/p1；FK——比熱容比系數，FK=k/1.4；XT——實際所選閥門的臨界壓差比系數。

a)如式(6)成立，則說明屬于阻塞流工況，CV值計算公式如式(7)所示：

(7)

式中： 常數N11=15.3；qm——質量流量，kg/h。

b)如式(6)不成立，則說明屬于非阻塞流工況，CV值計算公式如式(8)所示：

(8)

式中： 常數N10=27.3；Y——膨脹系數，Y=1-X/3FKXT。

2)計算時需要特別注意XT值需從實際所選閥門的樣本中查找或向閥門制造商咨詢，否則將直接影響計算結果的準確性。

經過計算，該工況的計算CV值為666.3，與原始設計相比差別較大，在選擇閥門額定CV值或閥門口徑時除了需注意閥門開度，還需注意兩個問題：

a)SH/T 3005—2016規定： 用于泄放、放空等脈動或間歇操作的控制閥的最大脈沖噪聲限值不得超過105 dB。因此，在確定閥門的最終選型時，應計算閥門的噪聲。

b)該工況僅考慮了汽包完成升壓之后的放空，并未考慮開車過程中的放空。因此，應該由工藝工程師計算出開車過程中放空的工藝參數，并進一步核算CV值、開度、噪音，再最終確定閥門口徑。

5 結束語

根據上文的分析，2臺閥門無法滿足工況的需求，均是由于壓差參數不正確造成的。FV001B是工藝參數沒有考慮到開車過程中的大壓差，致使原設計控制閥的選型計算沒有識別出存在氣蝕，導致了閥門損壞。PV001B是由于工藝參數沒有核實清楚閥門使用時的壓差，導致了閥門選型錯誤，影響了裝置的長周期運行。

筆者通過現場調研，對實際工況進行了梳理，分析了產生問題的原因，說明了差壓對控制閥計算選型的影響[11]，提出了2臺控制閥的優化選型方案，滿足了裝置長周期運行的要求。