中衡油气分离器【设计明细】计算
油气分离器的设计
油气分离器的设计喷油螺杆压缩机中，在压缩气体的同时，大量的油被喷入压缩机的齿间容积。
这些油和被压缩气体形成的油气混合物，在经历相同的压缩过程后，被排到机组的油气分离器中。
油气分离器是喷油螺杆压缩机机组系统中的主要设备之一。
为了降低机组排气中的含油量和循环使用机组中的润滑油，必须利用油气分离器把润滑油有效地从气体中分离出来。
一、油气分离原理与方法1.油气混合物特性在由被压缩气体和润滑油形成的油气混合物中，润滑油以气相和液相两种形式存在。
处于气相的润滑油是由液相的润滑油蒸发所产生的，其数量的多少除取决于油气混合物的温度和压力外，还与润滑油的饱和蒸气压有关。
油气混合物的温度和压力愈高，则气相的油愈多；饱和蒸气压愈低，则气相的油愈少。
气相油的特性与其他气体类似，无法用机械方法予以分离，只能用化学方法去清除。
在一般的运行工况下，油气混合物中处于气相的润滑油很少。
一是因为在通常的排气温度下，混合物中润滑油蒸气的分压力很低；二是由于润滑油在从喷入到分离的时间很短，没有足够的时间达到气相和液相间的平衡状态。
处于液相的润滑油占了所有被喷入油中的绝大部分，但这种液相油滴的尺寸范围分布很广。
大部分油滴直径通常处在1～50μm，少部分的油滴可小至与气体分子具有同样的数量级，仅有0.01μm。
显然，大油滴和小油滴的性质会有较大的差异。
在重力作用下，只要油气混合物的流速不是太快，大的油滴最终都会落到油气分离器的底部。
油滴直径越小，其下落的时间就越长。
对于直径很小的润滑油微粒，却可以长时间悬浮在空气中，无法在自身重力的作用下，从气体中被分离出来。
油气分离器的作用，就是尽可能地把这部分油滴分离出来。
2.油气分离方法按分离机理的不同，喷油螺杆压缩机机组中采用两种不同的油气分离方法。
一种称为机械法，即碰撞法或旋风分离法，它是依靠油滴自身重力以及离心力的作用，从气体中分离直径较大的油滴。
实际测试表明，对于直径大于1μm的油滴，都可采用机械法被有效地分离出来。
油气分离器设计计算【范本模板】
摘要为了满足油气井产品计量、矿场加工、储存和管道输送的需要，气、液混合物要进行气液分离.本文是某低温集气站中分离器的设计与计算,选用立式分离器与旋风式两种。
立式分离器是重力式分离器的一种，其作用原理是利用生产介质和被分离物质的密度差来实现基本分离.旋风式分离器的分离原理是由于气、液质量不同，两相在分离器筒内所产生的离心力不同,液滴被抛向筒壁聚集成较大液滴，在重力作用下沿筒壁向下流动，从而完成气液两相分离。
分离器的尺寸设计根据气液混合物的压力﹑温度以及混合物本身的性质计算确定。
最后确定分离器的直径、高度、进出口直径。
关键词：立式两相分离器旋风式分离器直径高度进出口直径广安1#低温集气站的基本资料：出站压力：6MPa 天然气露点：5C<-︒气体组成（%）：C1=85.33C2=2.2C3=1。
7C4=1.56C5=1.23C6=0。
9H 2S=6.3 CO2=0。
78凝析油含量：320/g m0.78lS=1.压缩因子的计算①天然气的相对分子质量∑=iMiMϕ式中 M-—天然气的相对分子质量； i ϕ—-组分i 的体积分数; Mi-—组分i 的相对分子质量。
则计算得， M=20.1104② 天然气的相对密度天然气的相对密度用S 表示，则有：S=空天M M 式中 M 天、M 空分别为天然气的相对分子质量。
已知：M 空=28。
97 所以,天然气相对密度S=空天M M =20.1104/28。
97=0。
694 ③ 天然气的拟临界参数和拟对比参数 对于凝析气藏气：当 0.7S < 时，拟临界参数：4.7780.248106.1152.21pc pc P S T S =-=+ 计算得，4.6211.7pc pc P T ==天然气的拟对比参数：pr pcpr pcP P P T T T ==a ．1、2号分离器：1110;287a P MP T K == 110 2.174.6pr P ==； 12871.36211.7pr T == b 。
汽水分离器的设计计算
计算 厚 度
６ 薪
－２ ３６ｉｎｎｌ
设 计 厚 度 ６ ｄ＝５＋Ｃ２＝２．３６＋２＝４．３６ｒａｍ，钢 板 负偏 差 Ｃ。＝０，考 虑 到 钢 板 厚度 系 列 ，取 名 义 厚 度 ６ ＝６ｍｍ，校 核 ：名义 厚度 ６ ＝６ｍｍ时 ，许 用应 力
［ｏ】 。℃没 有变 化 。因此 ，用 １６ＭｎＲ作筒 体 的名义 厚
该 设 备 是 内压 容 器 ， 因 此 ， 气 压 试 验 时 ，
】／ 】 的取值要求同液压试验。
气压试验压力ＰＴ＝１．１５ｐ｛ ＿１．１５×０．８×ｌ＝０．９２Ｍｐａ
应 力 校核 ：简 体有 效厚 度 ６。＝６ 一Ｃ 一Ｃ：＝６—２— ０＝４ｍｍ；校核 试验 时 圆筒 的薄膜 应 力Ｇ ：
６７．７Ｍ
ｐａ
ｘ Ｄ
３ １０．５ＭＰａ，封头 水压 试验 应力
２Ｉ４气 压 试验校 核
气 压 试 验 所 用 气 体 ，应 为干 燥 洁 净 的 空气 、 氮 气 或其 他 惰 性气 体 ，试 验 气 体温 度 一般 应 不低 丁１５℃ 。 由于 气 压 试 验 较 液 压 试 验 危 险 ， 故试 验 压 力 比液 压 试 验 要低 ，容 器 上 的对 接 接 头应 进 行 ｌ ＯＯ％１￣线或 超 声波检 测 。
第 ８期
一 ７
汽水 分 离器 的设计计 算
刘光哲，顾 婷婷
（中国石油辽阳石化分公司 ，辽宁 辽 阳 １１ １００３）
［摘 要］本 文通 过一个实例，对 汽水分 离器的设 计计算过程进行 了详 细说 明。 ［关键词］压 力容 器；汽水分 离器；设计 ；计 算
１主 要 设 计 指 标 及 要 求
６ ｎ＝６～ １６ｍ ｍ
气液分离器设计计算
Y = 8. 411 － 2. 243X +
0. 273X2 － 1. 865E －
2X3 + 5. 201E － 4X4
X
=
ln
0． 95
+ 8ρV DP （ μV2
ρL
－
ρV ）
1. 3 基本概念
在进行分离器计算前还需定义以下概念： （ 1） 停留时间： 在没有物料补充和出口流率 恒定的条件下，气液分离器从正常液位 （ NLL） 降 到低液位 （ LLL） 时所经历的时间。 （ 2） 缓冲时间： 在没有物料流出和入口流率 恒定的条件下，气液分离器从正常液位 （ NLL） 升 到最高液位时 （ HLL） 时所经历的时间。 一些手册的缓冲时间是以低液位 （ LLL） 和高 液位 （ HLL） 之间的体积为基础考虑的。停留时间 是从保持较好的控制和下游设备操作安全的要求 考虑的。缓冲时间是基于上游物流或下游物流的 改变而导致液体积累考虑的，最常见的物流变化
认允许的水平速率可比终端速率要大。一般要求
流体经历从分离器入口到出口水平段长度的时间
要比液体在垂直方向上沉降到液体表面所经历的
时间要长，即
L UAH
≥
HV UT
2 计算方法
以下介绍的设计程序来自文献和被认可的设
20
CHEMICAL ENGINEERING DESIGN
化工设计 2011，21（ 5）
算低液位面积 ALLL。
表 3 容器高度与面积转换表
a
b
A － 4. 755930 × 10 － 5 3. 924091
B
0. 00153756
26. 787101
（ 3） 选取停留时间并计算持液量：
中衡曝气池【设计明细】计算
ρ——压力修正系数，取ρ=1
C——氧实际浓度，取C = 2
（6）最大时需氧的充氧量R0
（7）曝气池平均时供气量
（8）最大时供气量
（9）去除每公斤5的供气量
R0=38.75
R0
46.49
717.59m3
860.93m3
曝气池设计计算
备注
（10）每m3污水的供气量
3．空气管计算
4~3
10
2643.9
14.97
250
三通1个异形管1个
20.29
30.29
1.026
30.46
3~2
5
3965.8
11.46
350
三通1个异形管1个
30.39
35.39
0.397
13.77
2~1
30
7931.5
13.86
450
三通1个异形管1个
41.09
71.09
0.414
28.84
总计
100.8
确定曝气池各部分尺寸。
1．曝气面积
曝气池设计计算
备注
设2组曝气池，每组容积为
取池有效水深1.5m
则每组曝气池的面积F1
2．曝气池宽度B
取池宽2.5m
介于1～2之间，符合要求。
3．池长L
符合要求
4．曝气池的平面形式
设曝气池为三廊道式，则每廊道长
具体尺寸见图1。
5．曝气池总长度Hˊ
取超高为0.5m
Hˊ＝H +0.5＝1.5+0.5＝2 m
最大时：33×7931.5=23794.5m3396.6 m3
平均时：33×6609.3=19827.9m3330.5 m3
中衡电除尘器的【设计明细】
电除尘器的设计计算姓名：武杰班级：B环设111学号：1111702119指导教师：刘本志1. ω值的确定对于电厂锅炉的除尘器，影响ω值的因素很多，煤的含硫量是影响ω值的主要因素。
当煤的含硫量大于%5.0，小于%2，粉尘中O Na 2含量大于%3.0，电晕线采用芒刺型电极，本设计极间距取为300mm 时，可按下式计算ω：ω625.04.7KS = （cm/s ）式中，S ——煤的含硫量（%）；本设计中含硫量为0.96%K ——平均粒度影响系数；其值按表1选定平均a 1002211nn a W a W a W +++=式中，1W ， ,2W ——粒度为1a ， ,2a 组成的百分比； 1a ， ,2a ——粒度平均粒径；A 平均 =(40x10.9+30x18.4+20x20.2+12.5x28.8+7.5x15.9+2.5x5.8)/100 =18.8575 (um) 查表1，K 取为0.99则，ω=7.4x0.99x0.96^0.628=7.14145cm/s2.计算所需收尘极面积A电除尘器工作时的实际条件（如烟气的温度，性质，风量，风压等）与设计时设定的条件存在的差异，或者选取某些数值（如驱进速度，选定的振打周期以及气流分布等）与实际有出入，因此在电除尘器的设计当中，必须考虑一定的储备能力。
从Deutsch 效率公式可知，设计时改变A ，Q ，η，ω四个数中的任何一个，便可使除尘器的工作能力有所储备。
本设计取除尘效率为99.2%A K Q ⋅--=ωη)1ln( （m 2）式中，A ——所需收尘极面积； Q ——被处理烟气量； η——除尘器要求的除尘效率； ω——粉尘驱进速度（m/s ）； K ——储备系数。
按一台除尘器计算： 则Q 为230000 m3/h 。
取除尘效率为99.2%，K 取为1；则，A=-230000ln(1-0.992)/3600x0.074145x1=4168.59 m23.初选电场断面F 'F '=)3600(νQ式中：Q ——被处理的烟气量 （m3/h ）ν——电场风速（m/s ）电厂风速的确定;积尘区风速变化较大，但除尘器内平均流速却是设计和运行的主要参数。
油-气-水三相分离器的设计
重力式分离器的研制最初是以油气或油水两相分离作为目的的。最早的油气分离器基本都是采用空筒结构，发展较成熟的早期油气两相分离器以前苏联油田上使用的CTT型卧式分离器[2]为代表，该型分离器由疏流室、集液室、油气接收室以及分离器室四部分组成，内部安装有疏流板、折流板和除雾器等一些简单的内部构件，可以处理有较广范围汽油比的油气混合液；而早期的油水分离器是由油水分离池发展而来，油水分离池的发展经历了API(普通隔油池)、PPI（平行板隔油池）和CPI（波纹板隔油池）[3]。API型油水分离池由美国石油学会研制，之后壳牌公司在此基础上通过添加内部倾斜平板得到了PPI型油水分离池，不久又对其进行改进，将平板换为波纹板，不仅提升了分离效果，同时也降低了成本。CPI型油水分离池的优点是油水分离效果好，停留时间短（一般不超过30分钟），占地面积小。
设备体积大。一般油气水三相分离器体积较大，尤其是卧室油气水三相分离器占地面积相当大，导致使用成本增加。以卧式油气水三相分离器为例，解决上述问题的一种有效方法就是对分离器内多相流进行流场分析，从而选取合适的内部构件并进行合理安装。正确选取内部构件可缩短分离时间，提高分离效率，从而使分离器结构紧凑，有效减小占地面积。
图2立式旋风分离器结构
另外，威瑞泰默斯生产的高效复合三相分离器STS采用气液中度旋流技术、压缩气浮选技术、油水界位精确测定技术、水洗技术、斜板沉降技术等，有效消除了段赛流的影响，加速了油水的分离，取得了较高的分离效果；山东科瑞控股集团有限公司生产的YQ01型三相分离器，在提高分离效率减少设备投资的同时，也提高了产品的适用范围，该产品可适应-40℃～60℃的环境温度[6]。
学生：XXX
指导教师：XX
[摘要]：随着石油资源消耗的不断增加以及可开采石油资源的减少，油页岩成为备受关注的石油替代能源。油气水三相分离器是油页岩地表系统中的关键设备，采出混合液在卧式油气水三相分离器中经由重力沉降以及碰撞聚结达到油、气、水的分离。油气田生产的天然气及原油含有不凝气,通常采用轻烃回收、原油稳定、天然气净化等装置来回收轻质油及其它产品，这些装置都有对油、气、水混合液进行分离的工艺过程。本文针对生产实践中所取得的一些数据进行模拟设计出所对应油气水三相分离器的参数，并对其进行ANSYS模拟所受应力情况。
油气分离原理仪器流程计量方法计量操作步骤
油气分离原理仪器流程计量方法计量操作步骤下载提示：该文档是本店铺精心编制而成的，希望大家下载后，能够帮助大家解决实际问题。
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摘要为了满足油气井产品计量、矿场加工、储存和管道输送的需要，气、液混合物要进行气液分离。
本文是某低温集气站中分离器的设计与计算，选用立式分离器与旋风式两种。
立式分离器是重力式分离器的一种，其作用原理是利用生产介质和被分离物质的密度差来实现基本分离。
旋风式分离器的分离原理是由于气、液质量不同，两相在分离器筒内所产生的离心力不同，液滴被抛向筒壁聚集成较大液滴，在重力作用下沿筒壁向下流动，从而完成气液两相分离。
分离器的尺寸设计根据气液混合物的压力﹑温度以及混合物本身的性质计算确定。
最后确定分离器的直径、高度、进出口直径。
关键词：立式两相分离器 旋风式分离器 直径 高度 进出口直径广安1#低温集气站的基本资料：出站压力：6MPa 天然气露点：5C <-︒气体组成（%）：C 1=85.33 C 2=2.2 C 3=1.7 C 4=1.56 C 5 =1.23 C 6=0.9H 2S=6.3 CO 2=0.78凝析油含量：320/g m 0.78l S =1. 压缩因子的计算① 天然气的相对分子质量 ∑=iMi M ϕ式中 M ——天然气的相对分子质量； i ϕ——组分i 的体积分数； Mi ——组分i 的相对分子质量。
则计算得， M=20.1104② 天然气的相对密度天然气的相对密度用S 表示，则有：S=空天M M 式中 M 天、M 空分别为天然气的相对分子质量。
已知：M 空=28.97 所以，天然气相对密度S=空天M M =20.1104/28.97=0.694 ③ 天然气的拟临界参数和拟对比参数 对于凝析气藏气：当 0.7S < 时，拟临界参数：4.7780.248106.1152.21pc pc P S T S =-=+ 计算得，4.6211.7pc pc P T ==天然气的拟对比参数：pr pcpr pcP P P T T T ==a ．1、2号分离器：1110;287a P MP T K == 110 2.174.6pr P ==； 12871.36211.7pr T == b. 3号分离器：3310;287P MPa T K == 33103042.17; 1.444.6211.7pr pr P T ====c. 4号分离器：4410;303P MPa T K == 44103032.17; 1.434.6211.7pr pr P T ==== d. 5号分离器：556;257P MPa T K == 5562571.3; 1.24.6211.7pr pr P T ====④ 计算压缩因子天然气的压缩因子和拟对比压力，拟对比温度有如下的函数关系： (,)pr pr Z P T ϕ=天然气压缩因子图版 根据算的的参数查上图得，123450.72;0.78;0.77;0.70Z Z Z Z Z =====2. 天然气密度在某压力，温度下，天然气的密度ρ=ZTpM314.8式中 ρ——天然气在任意压力、温度下的密度，kg/m 3P ——天然气的压力（绝），kPa; M ——天然气的相对分子质量； Z ——天然气的压缩因子； T ——天然气绝对温度，K 根据公式可计算， 3121000020.1104117.1()8.3140.72287g g kg m ρρ⨯===⨯⨯331000020.1104102.0()8.3140.78304g kg m ρ⨯==⨯⨯341000020.1104103.7()8.3140.77303g kg m ρ⨯==⨯⨯35600020.110480.7()8.3140.70257g kg m ρ⨯==⨯⨯3. 气体流量由已知日产量和流程设计课知各分离器的日处理量分别为：341323334352210()182********()14();19()1822201671419116()g g g g g mQ dm Q dmmQ Q ddm Q d=⨯=++++====++++++=根据公式000T Z Q P ZT PQ g=推得：Q=293101325.086400TZP Q g ⨯⨯即分离器的流量 计算得各分离器的流量分别为：33312333450.018;0.067;0.0130.018;0.139mmmQ Q Q sss mmQ Q ss=====4. 粘度的求解①．根据天然气的相对密度S=0.694，查天然气的假临界特性图得到天然气的临界温度和临界压力：218;4570pc c T P KPa ==天然气的假临界特性图②．查下图得出天然气在101.325KPa ，不同温度条件下的粘度。
1234514313016T T CT C T C T C==︒=︒=︒=-︒ 12345,0.0098,0.0106,0.0105,0.0088mp smp s mp s mp sμμμμμ==⋅=⋅=⋅=⋅③．计算气体临界参数，从对比温度与临界温度关系图查出粘度比0μμ，算出气体的粘度。
a. 1,2号分离器： 1212287100001.32;2.192184570pr pr pr pr T T P P ====== 查得粘度比11.60μμ=气体粘度：512 1.600.0098 1.5710pa s μμ-==⨯=⨯⋅ b. 三号分离器： 33304100001.39;2.192184570pr pr T P ==== 查得粘度比31.45μμ= 气体粘度：53 1.450.0106 1.5410pa s μ-=⨯=⨯⋅ c. 四号分离器: 44303100001.39;2.192184570pr pr T P === 查得粘度比41.45μμ= 气体粘度：54 1.450.0105 1.5210pa s μ-=⨯=⨯⋅ d. 五号分离器： 5525760001.18; 1.312184570pr pr T P ==== 查得粘度比51.4μμ= 气体的粘度：55 1.40.0088 1.2310pa s μ-=⨯=⨯⋅5. 液滴沉降速度的计算① 计算水力阻力系数D C 根据经验公式：()()224Re3L L g gggd S f ρρμ-=式中 d L ——液滴的直径，m 。
（取100L d m μ=）L S ——凝析油的相对密度，kg/m 3g ρ——气体在操作下的密度，kg/ m 3 g μ——气体的粘度，pa ·s可得出， ()()()()1222212549.810780117.1117.1ReRe41153 1.5710f f --⨯⨯⨯-⨯===⨯⨯()()()12223549.810780102.0102.0Re38103 1.5410f --⨯⨯⨯-⨯==⨯⨯()()()12224549.810780103.7103.7Re39663 1.5210f --⨯⨯⨯-⨯==⨯⨯()()()12225549.81078080.780.7Re 48743 1.2310f --⨯⨯⨯-⨯==⨯⨯查液滴在气体中的阻力系数计算列线图，可知12345 1.51.61.551.4D D D D D C C C C C =====②．沉降速度液滴在分离器中的沉降速度按下式计算： ()43L L g g Dgd S C ρωρ-=计算出各分离器中液滴的沉降速度分别为：120.07ms ωω===30.074m s ω==40.074m s ω==50.09m s ω==6. 分离器尺寸计算①．立式两相分离器根据公式: D υηω==(η取0.8)，可计算分离器的直径；一般立式重力分离器的高度取H=4D;取进口速度：115m sυ=，进口直径：1D = 取出口速度：210m sυ=，出口直径：2D =a. 一号分离器1111120.6440.64 2.560.040.05D mH m D mD ===⨯=====b. 二号分离器：3331320.540.5 2.00.030.04D mH mD mD ===⨯=====c. 三号分离器：30.5D m ==340.5 2.0H m =⨯=310.03D m ==320.04D ==d. 四号分离器：4441420.640.6 2.40.040.05D mH mD mD ===⨯=====e. 五号分离器：555152 1.64 1.6 6.40.120.13D mH mD mD ===⨯=====② 旋风式分离器尺寸计算根据公式：0.553.3910g TZQ D K P -⎛⎫=⨯⨯⨯ ⎪⎝⎭筒内流速：20.785g QD υ=进口流速：1214QD υπ=出口流速：2224QD υπ=旋风式分离器尺寸计算得步骤： Ⅰ. 令K=1，计算直径D.Ⅱ. 取进口管径10.47D D =,出口管径20.67D D =Ⅲ. 验算进口流速是否在15~25m s ，出口流速是否在5~15m sⅣ. 验算筒内流速是否在2.45~4.43m s若不符合上述条件，则需要另取K 值进行计算，知道全部符合条件。
a. 一号分离器0.54511112112122122870.7222103.391010.072100.470.0720.0340.670.0720.04840.01819.83.140.03440.01810.03.140.0480.0184.420.7850.072g D mD mD mm s m s m s υυυ-⎛⎫⨯⨯⨯=⨯⨯⨯= ⎪⎝⎭=⨯==⨯=⨯==⨯⨯==⨯==⨯均符合条件，故1110.072;40.288D m L D m === b. 二号分离器0.54522870.7283103.391010.1410D m -⎛⎫⨯⨯⨯=⨯⨯⨯= ⎪⎝⎭210.470.140.066D m =⨯=220.670.140.094D m =⨯=21240.06719.63.140.066m s υ⨯==⨯ 22240.0679.73.140.094m s υ⨯==⨯ 120.0674.40.7850.14g m s υ==⨯ 均符合条件，故2220.14;40.56D m L D m ===c. 三号分离器0.54533142412322323040.7814103.391010.06100.470.060.030.670.070.0540.01825.03.140.0340.01310.33.140.040.0134.420.7850.06g D mD m D mm s m s m s υυυ-⎛⎫⨯⨯⨯=⨯⨯⨯= ⎪⎝⎭=⨯==⨯=⨯==⨯⨯==⨯==⨯均符合条件，故3330.06;40.24D m L D m === d. 四号分离器0.54543040.7719103.391010.0710D m -⎛⎫⨯⨯⨯=⨯⨯⨯= ⎪⎝⎭410.470.070.03D m =⨯=420.670.070.05D m =⨯= 41240.01825.03.140.03m s υ⨯==⨯42240.0189.23.140.05m s υ⨯==⨯420.0184.40.7850.07m s υ==⨯ 均满足条件，故4440.07;40.28D m L D m === e. 五号分离器0.54552570.7116103.391010.1510D m -⎛⎫⨯⨯⨯=⨯⨯⨯= ⎪⎝⎭510.470.150.07D m =⨯= 520.670.150.1D m =⨯= 51240.13936.03.140.07m s υ⨯==⨯ 不符合条件，另取K 值再次进行计算。