分离器结构尺寸计算设计
多管旋风分离器的设计计算公式
多管旋风分离器的设计计算公式多管旋风分离器的设计计算公式是根据气体和固体颗粒的流动特性和分离原理进行推导的。
该分离器通过产生旋流在固体颗粒与气体之间产生离心力，使得固体颗粒被扔到分离器的外墙，而纯净的气体则从分离器的上部排出。
以下是多管旋风分离器的设计计算公式：1.设计分离器尺寸：-内径(D)：根据气体流量和分离效果要求来确定，通常选择在100mm到2000mm之间。
-高度(H)：根据气体流速和旋流的惯性力要求来确定，通常选择在2到4倍D之间。
2.分离器的旋流衰减公式：- Vc = K * (Q / A) ^ (2/3)其中，Vc是旋流速度(m/s)，K是校正系数（通常在0.35到0.55之间），Q是气体流量(m^3/s)，A是旋流器断面积(m^2)。
3.分离器的分离效率公式：- η = 1 - exp(-0.35 * B * (Vc / U) ^ (0.35 - 0.159 * log10(Vc / U)))其中，η是分离效率，B是分离器高度与内径的比值(H/D)，U是分离器的总进气速度(m/s)。
需要注意的是，以上公式是基于经验公式和试验结果得出的，并具有一定的应用范围和适用条件。
在实际设计中，还需要考虑分离器的材质、结构和运行参数等因素，以确保设计的有效性和可靠性。
另外，关于多管旋风分离器的设计拓展，可以考虑以下方面：-分离器的材质选择：根据分离介质的性质和工况条件，选择合适的耐磨、耐腐蚀材料，如不锈钢、钛合金等。
-分离器的结构改进：优化旋流器的结构和尺寸，增加分离效率和处理能力，如采用多级分离器、多出口设计等。
-分离器的控制和优化：结合自动化控制和流体力学模拟技术，优化分离器的运行参数和分离效果，提高分离器的稳定性和可调节性。
-分离器的节能降耗：采用节能措施，如热回收和余热利用，减少分离器的能耗和环境影响。
-分离器的应用领域拓展：除了气固分离外，还可以应用于气液分离、液固分离等领域，如石油化工、环保工程等。
立式重力气液分离器的工艺设计
size of st ruct ure
一般认为 ,气相段高度 H1 (直边段) 与气
液分离器直径相当即可 ,即
H1 = (018～112) D
(12)
气体入口流速较高时 ,气相段高度相应取
上限值 。
3 液相段高度的确定
气液分离器的液相段高度由被分离液体
在气液分离器中的停留时间决定 。
当连续排出气液分离器中的液体时 ,可将
5～10min 的液体量控制在液位计的可视范围
液相段直边高度 ,m ; t —被分离液体的停留时
间 ,可根据需要定为 2～8h 。
设计计算的立式重力气液分离器简图如
图 1 所示 。
图 1 立式重力气液分离器简图
4 接管尺寸
4. 1 入口管管径和高度的确定 入口尺寸不小于入口管接管直径 ,较低的
入口位置有利于气液分离 。
一般认为 ρG U 2 ≤1000Ρa
求出液滴的沉降速度 U t (等于气体流速 U ) 后 ,可用下式计算气液分离器的最小直径 :
D min
=
1818
( V) Ut
1/
2
(9)
式中 Dmin —气 液 分 离 器 的 最 小 直 径 , mm ;
V —气体流量 (操作状态下) ,m3/ h ; U t —同前
实际上 ,在一般化工过程的立式气液分离
器中 ,气液相对运动大多数处于过渡区 ,此时 ,
如要 U ≤U t ,根据式 (6) 求 U t ,而
U
=
π 4
V D2 ·3600
则
π
4
V D2 ·3600
≤017805
(ρL - ρG) 01714 d11143 ρL 01286μ≈01429
油气分离器规格系列及设计步骤
3．球形分离器规格和设计压力4．分离器设计依据资料根据油气分离器处理能力的影响因素及根据石油行业标准，在分离器的工艺设计前，首先应收集、计算和了解有关液体介质、气体介质资料和设计条件，用作为设计依据。
（1）液体介质资料A．原油处理量： m3/d；B．原油密度： kg/m3；C．原油含水量： % （质量比）D．水密度： kg/m3；E．原油发泡程度：（有、无）；F．操作条件下原油动力粘度： Pa.s；G．操作条件下水的动力粘度： Pa.s；S： mg/L；H．水中含H2： mg/L；I．水中含CO2J．水中含氧量： mg/L；K．是否有断塞流：（有、无）；L．原油含蜡量： % （质量比）；M．原油含砂量： % （体积比）；（2）气体介质资料A．气体处理量： m3/d；B．标准状态下气体密度： kg/m3；C．操作条件下气体动力粘度： Pa.s；含量： %（体积比）；D．气体中CO2S含量： %（体积比）；E．气体中H2（3）设计条件A．操作温度：℃；B．操作压力： MPa；C．分离器型式：（立式、卧式、球形）；D ．分离器功能：（两相、三相） ；E ．分离后允许原油含水量： %（质量比）；F ．水中含油量： mg/L ；G ．缓冲时间： min ；H ．分离后气体带液量是否需要检测： （需、不）； I ．分离器是否设有排液泵： （设、不）； J ．控制仪表类型： （电动或气动）。
5．分离器工艺计算步骤分离器工作时应同时满足从气体中分出油滴和从原油中分出气泡的要求，对缓冲分离器尚需满足缓冲时间的要求。
因此，计算和选择油气分离器时，应对照下述步骤进行。
根据油气平衡计算中所确定的气液处理量、物性、分离压力、分离温度等基础资料，并参照现场具体情况选择分离器的类型。
（1）根据油气平衡计算中所确定的气液处理量、物性、分离压力、分离温度等基础资料，并参照现场具体情况选择分离器的类型。
（2）按照从原油中分出气体的要求，由原油性质和操作经验确定原油在分离器内的停留时间，对缓冲分离器尚需考虑缓冲时间，据此初步确定分离器尺寸。
IC三相分离器计算书
IC三相分离器设计一、IC基本尺寸：有效容积1080m³，直径=8m，底部面积50㎡，H=20m；二、三、IC上层三相分离器设计1、上层三相分离器参照UASB设计，外循环泵取水口放置于第二反应区，为保证第二反应区上升流速＜1m/h（运行时控制在0.4-0.8）；则最大（进水量＋外循环量）≤50m³/h（运行时控制在20-40）；2、上层三相分离器设计计算①沉淀区设计沉淀区表面负荷率：Q/S=12.5/50=0.25m³/㎡*h，符合要求②回流缝设计取h2=1.41，倾角为55°，计算b1=0.9875m，设单元三相分离器的宽度为2.6m，则b2=0.625m；即设置三组三相分离器下三角形集气罩之间面积S1=2*6*b2+8*b2=12.5㎡，计算该处污泥回流缝的上升流速v1=Q/S1=12.5/12.5=1m/h＜2m/h满足要求；令上三角形集气罩回流缝的宽度为0.32m＞0.2m，S2=（4*6+2*8）*0.32=12.8㎡计算上三角形集气罩与下三角形集气罩斜面之间的上升流速v2=Q/S2=0.98＜v1＜2m/h，满足要求。
③气液分离设计BC=c/sin35°=0.32/0.5736=0.56m，取AB=0.3，夹角为58.8°，计算上三角形集气罩高度为0.8m，取水深h1=1.2m，设沼气气泡直径为0.008cm，废水密度为1.01g/cm³，碰撞系数为0.95，沼气密度为0.0012g/cm³，计算Vb=6.01m/h经过校核Vb/Va=6.01/0.98=6.13＞BC/AB=0.56/0.3=1.87，满足设计要求。
二、下层三相分离器设计设计IC去除率为70%，进水COD8000mg/L,出水COD2300mg/L；第一反应区占总去除率的85%，计算总去除1710kgCOD/d，沼气产率按0.4m³/kgCOD计算，总计产生684m³/d沼气，假设每方沼气提升1-2m³/d废水，计算总计提升液体为684-1368m³/d，即28.5-57m³/h；外循环泵+进水最大流量为40m³/h，内循环泵为90m³/h（取水管安置于下层三相分离器下）；第一反应区最大流量为187.5m³/h，计算第一反应室最大升流速度为3.75m/h；通过下层三相分离器最大流量为40+57*15%=47.65m³/h，即通过三相分离器最大升流速度为0.95m/h；以最大升流速度设计IC下层三相分离器；三相分离器示意图见图1-1；①沉淀区设计沉淀区表面负荷率：Q/S=47.65/50=0.95m³/㎡*h，符合要求②回流缝设计设置一组三相分离器，d=8m，取AB为1.15m，下三角罩为52°，则下三角高为h=3.65m,下三角过水断面为S1=3.14*4*4-3.14*2.85*2.85=25.6㎡，则V1=Q/S1=47.65/25.6=1.86m/h＜2m/h，符合要求；令上三角形集气罩回流缝的宽度为0.3m＞0.2m，取上集气罩离下集气罩水平距离为1.2m，通过计算得出S2=37㎡，V2=1.29m/h＜V1＜v1，符合要求；③气液分离设计设沼气气泡直径为0.01cm，废水密度为1.03g/cm³，碰撞系数为0.95，沼气密度为0.0012g/cm³，净水运动粘滞系数v=0.0101c㎡/s计算Vb=9.58m/h Vb/va=9.58/1.29=7.4＞BC/AB=1.54/0.3=5.1。
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
＜ 300psia
＞ 300psia
15
6
15
6
15
6
6
6
6
6
6
6
卧式分离器 LLL （ in）
9 10 11 12 13 15
（ 5） 计算从低液位到正常液位的高度：
HH
=
（
VH π /4）
DV 2
（ ft）
最小取 1ft。
（ 6） 计算从正常液位到高液位 （ 或高液位报
警） 的高度：
HS
=
（
VS π /4）
计算总横截面积：
AT = πD2 /4
2011，21（ 5）
冯 宇 气液分离器设计计算
气液分离罐计算(卧式)
=（2.12*VL*t/C/A)^(1/3),m 4.02856476
=LT/DT
1.85
m3/HR
549.15
min
8
=ATOT-(Aa+Ab)， %
77
%
20
%
3
m
4.05
m
7.45284481
7.5
r b cosθ θ Ab/Atot
2.025 0.279 0.862222222 0.531155754 0.030068205
气液分离设计计算书
项目代号
编号
流体参数
CASE1
物流代号
气液分离器结构设计
总流量 Kg/HR 气体重量流量Kg/HR 液体重量流量Kg/HR 气体密度 kg/m3 液体密度 kg/m3 总体积流量 kg/m3 液体体积流量m3/HR 气体体积流量m3/HR 气相体积百分比
350451.6204 456.9563664 349994.664 1.025508632 637.3438045 994.74 549.15 445.59 0.45
650.00
L5-进气管的外径 mm
450.00
L6-分离器的总高度 mm
20230.00
注液翅片结构
通道数 封条高度 mm 按最小夹带速度的流通面积1mm2 按安全夹带速度的流通面积2mm2 每层所需的流通面积1 mm2 每层所需的流通面积2 mm2 气槽数目 气槽深度 mm 气槽宽度 mm 每层的实际气槽流通面积 mm2 每层实际气槽中气体速度 液槽深度 mm 液槽宽度 mm 每层中封条的根数（双进输2） 每层的实际液槽流通面积 mm2 实际液槽中液体速度 m/s 小孔直径 mm
D1(m)按安全分离速度 D2(m)按最大分离速度 分离器直径(m) 设计压力(MPa) 分离器计算厚度(mm) 分离器实际厚度(mm) 分离器规格 气体管径(mm) 液体管径(mm)
分离器计算
油量Qo 7.14
m3/min 水量Qw m3/min 气量Qg
0.5m3/min 选择水在分离器内停留时间tw
5min
选择油在分离器内停留时间to 1min
分离器长径比 b=L/D 3液体横截面占筒体截面的比例a
0.8分离器内液体占有体积V L =Qo×to+Qw×tw
7.14
m3
1.5590945m T/T长度 L
4.6772835
m
选取直径 D 1.6m 选取T/T长度 L 4.8m 气相有效长度Le=L-D 3.2m 液相有效长度Le=0.75L
2.4
m
三相分离器计算
第一步 初选分离器尺寸
1、给出油气水体积流量，单位m3/min 卧式罐通常为3~5，立式通常为3.5~5
3、选定分离器尺寸视气量决定，气量大可选0.5，气量小可选0.8通常相等
2、由VL=（πD 2/4）×a×bD=Qo×to+Qw×tw反推直径D
1.2、1.4、1.6、1.8、
2.0、2.2、2.4、2.6、2.8、
3.0、3.2、3.4、3.6、3.8、
4.0、)，圆筒长度范围1.8-16.8m，增量0.8m（即1.8、2.6、3.4、4.2、
5.0、5.8、
6.6、
7.4、
8.2、
9.0、9.8、10.6、11.4、12.2、13.0、13.8、14.6、15.4、16.2、16.8)
3
4L V D a b π
⨯=∙∙
第二步 按各相所需面积选分离器尺寸。
旋风分离器的工艺计算
旋风分离器的工艺计算目录一.前言 (3)1.1应用范围及特点 (3)1.2分离原理 (3)1.3分离方法 (4)1.4性能指标 (4)二.旋风分离器的工艺计算 (4)2.1旋风分离器直径的计算 (5)2.2由已知求出的直径做验算 (5)2.2.1计算气体流速 (5)2.2.2计算旋风分离器的压力损失 (5)2.2.3旋风分离器的工作范围 (6)2.3进出气管径计算 (6)三.旋风分离器的性能参数 (6)3.1分离性能 (6)3.1.1临界粒径d pc (7)3.1.2分离效率 (8)3.2旋风分离器的压强降 (8)四.旋风分离器的形状设计 (9)五．入口管道设计 (10)六.尘粒排出设计 (10)七.算例（以天然气作为需要分离气体） (11)7.1工作原理 (11)7.2基本计算公式 (12)7.3算例 (13)八.影响旋风分离器效率的因素 (15)8.1气体进口速度 (15)8.2气液密度差 (15)8.3旋转半径 (15)参考文献 (15)旋风分离器的工艺计算摘要：分离器已经使用十分广泛无论在家庭生活中还是工业生产，而且种类繁多每种都有各自的优缺点。
现阶段旋风分离器运用比较广泛，它的性能的好坏主要决定于旋风分离器性能的强弱。
这篇文章主要是讨论旋风分离器工艺计算。
旋风分离器是利用离心力作用净制气体,主要功能是尽可能除去输送介质气体中携带的固体颗粒杂质和液滴，以达到气固液分离，以保证管道及设备的正常运行。
在本篇文章中，主要是对旋风分离器进行工艺计算。
关键字：旋风分离器、工艺计算一.前言旋风分离器设备的主要功能是尽可能除去输送介质气体中携带的固体颗粒杂质和液滴，达到气固液分离，以保证管道及设备的正常运行。
它是利用旋转气流产生的离心力将尘粒从气流中分离出来。
旋风分离器结构简单，没有转动部分制造方便、分离效率高，并可用于高温含尘气体的分离，而得到广泛运用。
旋风分离器采用立式圆筒结构，内部沿轴向分为集液区、旋风分离区、净化室区等。
IC三相分离器计算书
IC三相分离器设计一、IC基本尺寸：有效容积1080m³，直径=8m，底部面积50㎡，H=20m；二、三、IC上层三相分离器设计1、上层三相分离器参照UASB设计，外循环泵取水口放置于第二反应区，为保证第二反应区上升流速＜1m/h（运行时控制在0.4-0.8）；则最大（进水量＋外循环量）≤50m³/h（运行时控制在20-40）；2、上层三相分离器设计计算①沉淀区设计沉淀区表面负荷率：Q/S=12.5/50=0.25m³/㎡*h，符合要求②回流缝设计取h2=1.41，倾角为55°，计算b1=0.9875m，设单元三相分离器的宽度为2.6m，则b2=0.625m；即设置三组三相分离器下三角形集气罩之间面积S1=2*6*b2+8*b2=12.5㎡，计算该处污泥回流缝的上升流速v1=Q/S1=12.5/12.5=1m/h＜2m/h满足要求；令上三角形集气罩回流缝的宽度为0.32m＞0.2m，S2=（4*6+2*8）*0.32=12.8㎡计算上三角形集气罩与下三角形集气罩斜面之间的上升流速v2=Q/S2=0.98＜v1＜2m/h，满足要求。
③气液分离设计BC=c/sin35°=0.32/0.5736=0.56m，取AB=0.3，夹角为58.8°，计算上三角形集气罩高度为0.8m，取水深h1=1.2m，设沼气气泡直径为0.008cm，废水密度为1.01g/cm³，碰撞系数为0.95，沼气密度为0.0012g/cm³，计算Vb=6.01m/h经过校核Vb/Va=6.01/0.98=6.13＞BC/AB=0.56/0.3=1.87，满足设计要求。
二、下层三相分离器设计设计IC去除率为70%，进水COD8000mg/L,出水COD2300mg/L；第一反应区占总去除率的85%，计算总去除1710kgCOD/d，沼气产率按0.4m³/kgCOD计算，总计产生684m³/d沼气，假设每方沼气提升1-2m³/d废水，计算总计提升液体为684-1368m³/d，即28.5-57m³/h；外循环泵+进水最大流量为40m³/h，内循环泵为90m³/h（取水管安置于下层三相分离器下）；第一反应区最大流量为187.5m³/h，计算第一反应室最大升流速度为3.75m/h；通过下层三相分离器最大流量为40+57*15%=47.65m³/h，即通过三相分离器最大升流速度为0.95m/h；以最大升流速度设计IC下层三相分离器；三相分离器示意图见图1-1；①沉淀区设计沉淀区表面负荷率：Q/S=47.65/50=0.95m³/㎡*h，符合要求②回流缝设计设置一组三相分离器，d=8m，取AB为1.15m，下三角罩为52°，则下三角高为h=3.65m,下三角过水断面为S1=3.14*4*4-3.14*2.85*2.85=25.6㎡，则V1=Q/S1=47.65/25.6=1.86m/h＜2m/h，符合要求；令上三角形集气罩回流缝的宽度为0.3m＞0.2m，取上集气罩离下集气罩水平距离为1.2m，通过计算得出S2=37㎡，V2=1.29m/h＜V1＜v1，符合要求；③气液分离设计设沼气气泡直径为0.01cm，废水密度为1.03g/cm³，碰撞系数为0.95，沼气密度为0.0012g/cm³，净水运动粘滞系数v=0.0101c㎡/s计算Vb=9.58m/h Vb/va=9.58/1.29=7.4＞BC/AB=1.54/0.3=5.1。
卧式三相分离器工艺设计计算
卧式三相分离器⼯艺设计计算⼀、⼯艺委托参数：⼯作压⼒P'w：1.661Mpa ⼯作温度：18.5℃处理⽓量：352m 3/d原油密度：894.9kg/m 3油处理量：40m 3/d 停留时间：10min 含⽔率:10%⽔的密度：1013kg/m 3液体加热温度：℃⼊⼝：18.5 进⼝：18.5天然⽓组分：(Vi%) C 1C 2 C 3 iC 4 nC 4 iC 50.2850.1410.1580.0530.141 4.49 nC 5C 6 C 7 N 2 CO 2 H 2O 0.03440.07030.053000.065⼆、基本参数的确定：3.6603563.天然⽓相对密度△g：0.1263764.临界压⼒Pc:0.280427Mpa5.临界温度T'c：9.274789 ℃ =282.2748K 6.⼯作温度：t=18.5℃三相分离器⼯艺计算书M=∑y i m i =△g=M/28.964=Pc=∑Pc i y i =T'c=∑y i Tc i =Tw= t+273=291.5K7.⼯作压⼒Pw:P'w= 1.661MPaPw=P'w+0.1= 1.761Mpa(绝）8.对⽐压⼒Pr：Pr=Pw/Pc= 6.2797029.对⽐温度Tr：Tr=Tw/T'c= 1.03268210.压缩因⼦Z：（0≤Pr≤2;1.25≤Tr≤1.6)Z=1+(0.34Tr-0.6)Pr=-0.5629411.1⼤⽓压下定压⽐热C0p：C0p i=∑y i Cp i=0.021887(卡/克.℃)C0p=C0p i M=0.080113(卡/克.℃)12.标准状态下⼤⽓压Ps:Ps=0.1MPa13.标准状态下温度Ts:(To= 20℃或 0℃）To=0℃Ts=To+273=273K14.标准状态下空⽓密度ρa(Ts=20 ℃时取1.205；Ts=0 ℃时取1.293):ρa= 1.293kg/m315.标准状态下⽓体密度ρgs:ρgs=ρa△g=0.163404kg/m316.分离条件下⽓体密度ρg:ρg=ρgs PwT s/(P S TwZ)=-4.7872kg/m317.分离条件下⽓体动⼒粘度µg:x=2.57+0.2781△g+1063.6/Tw= 6.253859y=1.11+0.04x= 1.360154c=2.415(7.77+0.1844△g)Tw1.5x10-4/(122.4+377.58△g+1.8Tw)=0.01348112µg=cexp[x(ρg/1000)y]=#NUM!mPa.s 18.原油20℃时的密度ρ20：ρ20=894.9kg/m319.原油⼯作温度下的密度ρo:(0~50℃)§=1.828-0.00132ρ20=0.646732ρo=ρ20-§(t-20)=895.8701kg/m320.原油15℃时的密度ρ15：ρ15=ρ20-§(t-20)=898.1337kg/m321.阿基⽶德准数Ar:Ar=d3(ρo-ρg)gρg/µg2=#NUM!22.油滴沉降状态处于过渡区，雷诺数Re:Re=0.153Ar0.714=#NUM!23.液相截⾯⾼度与容器直径之⽐η:η=h/D=0.624.油滴匀速沉降速度ω0:ω0=µg Re/dρg=#NUM!m/s25.容器长度与直径之⽐L/D：3~526.分离器允许⽓体流速ωgh:ωgh=0.49(3~5)ω0/(1-η)=#NUM!~#NUM!m/s三、分离器外形尺⼨的确定：1.油处理量Qo：40m3/d2.原油含⽔率ηi:10%3.⽔的密度ρw：ρw=1013kg/m34.液体综合密度ρl:ρl=ρwηi+ρo(1-ηi)=907.5831kg/m35.液体处理量Q:Q=Q oρ20/(1000(1-ηi))=39.77333(t/d) /ρl=43.82335m3/d6.⽔处理量Qw:Q w=ηiQ=3.977333(t/d)/ ρw= 3.926292m3/d7.载荷波动系数β： 1.28.液相所占截⾯积与分离器横截⾯积之⽐n2:n2=[(2η-1)(1-(2η-1)2)1/2+arcsin(2η-1)]/π+1/2=0.626479.出油⼝⾼度与分离器直径之⽐η1：η1=0.110.出油⼝以下⼸形截⾯积与分离器横截⾯积之⽐n1:n1=[(2η1-1)(1-(2η1-1)2)1/2+arcsin(2η1-1)]/π+1/2=0.0520440111.液体在分离器中的停留时间t: t=10min12.分离器直径D：D=[(Qtβ)/(360π(L/D)(n2-n1))]1/3=0.646189~0.54501711m 13.分离器实际外形尺⼨：直径D= 1.4m长度L= 5.6m四、⽓体处理量核算：1.容器长度与直径之⽐K1:K1= L/D=42.分离器允许⽓体流速ωgh:ωgh= 0.49K1ω0/(1-η)=#NUM!3.分离器实际处理能⼒Q'gsQ'gs=67858D2(1-n2)ωghPwTs/(PsTwZ)=#NUM! >352m3/d 结论：满⾜要求五、⽹垫除雾器计算：1.⽓体处理量Qgs: Qgs=352m3/d2.分离条件下⽓体的实际处理量Q g:Q g=Q gs TwP s Z/(PwT s)=-12.015m3/d3.⽹垫除雾器的⽓体流速ωg:ωg=K[(ρo-ρg)/ρg]0.5=#NUM!m3/s4.⽹垫⾯积A:A=Q g/(86400ωg)=#NUM!m25.丝⽹单丝直径D0:0.00015m6.斯托克斯准数S t:S t=d2ρoωg/(18µg D0)=#NUM!7.单丝的捕集效率η:查图3-27η=0.788.捕雾效率E:0.989.⽹垫⽐表⾯积a:590m2/m310.除雾器⽹垫厚度H:H=-3πln(1-E)/(2aη)=0.040059m11.丝⽹除雾器直径 Ds：Ds=(4A/π)1/2=#NUM!m实际取值：Ds=m六、分离器进出⼝管确定：1.流动状态下⽓液混合体密度ρM：ρM=(ρ1Q+ρgQg)/(Q+Qg)=1252.214kg/m3 =78.1730091lb/ft32.常数C(⽆固体杂质为100，含有沙⼦为50~75）:503.进⼝管流体冲刷腐蚀速度V e:Ve=C/ρm1/2= 1.72368m/s4.出⽓管⽓体流速V2: V2=15m/s5.出油⼝液体流速Vo Vo=1m/s6.出⽔⼝液体流速V w Vw=1m/s7.进⼝管直径确定d1:d1=103[4Qg/(πVe)]1/2=#NUM!mm8.出⽓管直径确定d2:d2=103[4Qg/(πV2)]1/2=#NUM!mm9.出油⼝直径确定do:do=103[4Qo/(πVo)]1/2=24.27885mm10.出⽔⼝直径确定d w:dw=103[4Qw/(πVw)]1/2=7.60658mm进⼝管径实际取值： DN=mm出⽓管径实际取值： DN=mm出液管径实际取值： DN=mm七、安全阀的计算：1.安全阀的安全泄放量W s：W s=Q gρg/24= 2.396596kg/h2.分离器设计压⼒P: P=0.4MPa3.安全阀出⼝侧压⼒（绝）P0：P0=0.1Mpa4.安全阀开启压⼒P z：Pz=P=0.4Mpa5.安全阀排放压⼒(绝）P d：Pd=1.1P+0.1=0.54Mpa6.⽓体绝热系数k：C pi0=∑y i C pi=0.021887C p0=C pi0M=0.080113查图2-27△C p=0.07C p=C p0+△C p=0.150113查图2-29C p-C v=2C v=C p-5=-1.84989k=C p/C v =-0.081157.临界条件：P0/P d=0.185185<(2/(k+1))k/(k-1)=1.06011458 条件判别：属于：临界状态8.⽓体特性系数C：C=520[k(2/(k+1))(k+1)/(k-1)]1/2=#NUM!9.安全阀额定泄放系数K:K=0.6510.安全阀排放⾯积A：A=W S/(7.6x10-2CKP d(M/ZTw)1/2=#NUM!mm211.安全阀数量 N：1个12.安全阀喉径d0：d0=(4A/（N*π))1/2=#NUM!mm结论：安全阀选⽤ A44Y-16C 公称直径 DN100 数量：1个⼋、热负荷确定：1.原油⼊⼝温度：18.5℃2.原油出⼝温度：18.5℃3.被加热原油质量流量W o：W o=ρoQo=1493.117kg/h4.被加热原油含⽔率η1:η1=30%5.被加热⽔的质量流量Ww:W W=W oη1/(1-η1)=639.9072kg/h6.原油⽐热C O(按出⼝温度t2计算):Co=(1.687+3.39x10-3t2)/[4.1868(ρ15)1/2]=0.440976kcal/kg*℃7.⽔的⽐热C w： C w=1kcal/kg*℃8.加热所需的热负荷QR:Q R=(C W W w+C o W o)(t2-t1)=0kcal/h=0kw实际取值： Q R=kw。
分离器的参数计算
②分离器其他结构尺寸的确定
• 立式分离器的其他结构尺寸，其确定原则如下： • 除雾分离段H1：对于水平安装的丝网除雾器，一
般不大于400㎜，通常为150㎜。 • 沉降分离段H2：一般不小于1m，通常取H2=D。 • 入口分离段H3：一般不小于600㎜。 • 液体储存段h：由原油在分离器内需要的停留的时
溶解于原油中的气泡越来不及析出或已析出的气 泡来不及浮至液面就被带出分离器，造成原油含 气率越高； • ③分离压力。压力愈高，气液密度差越小，气泡 越不易浮至液面，原油的含气率越高。
16
（2）按气泡在原油中的上升速度计算
• 气泡从原油中分离的匀速上升的速度为：
•
g
d 2g(l g ) 18l
3-3分离器的参数计算
• 引言： • 1、分离器作用 • 2、油气分离包括： • ⑴初次分离 • ⑵主要分离 • ⑶除雾器分离
从气体中分离油滴 从液体中分离气泡
1
（一）从气体中分离油滴计算
• 经初次分离得道的气体，携带大量的液滴进入重 力沉降部分后，流速突然变慢，液滴在重力作用 下以一定加速度下沉；随着液滴下沉速度的增大， 液滴受到向上的阻力增大，当液滴受合力为零时， 变为匀速下降。
• 液滴直径愈小，沉降速度
d 2(L g )g 18 g
愈慢。
• 要使较小直径的液滴在重 力沉降部分下沉至集液部 分，就必须降低气体在重 力沉降部分的流速。
9
通常根据液滴直径为100 m来确定气体的 允许流速。
• 考虑到液滴沉降速度计算公式的假设条件与实际 情况的出入，分离器重力沉降部分流动截面上气 流速度不均匀等因素
18
• 在规定的液体停留时间内，进入分离器的 液量应和集液部分的体积相等，从而可得
分离器尺寸计算word版本
分离器尺寸计算1.1.1分离器尺寸计算选用SMSM气/液分离器，进入高效分离器的气体体积流量为1795m3/h （工况下），按照壳牌高效分离器的设计标准，SMSM气/液分离器的直径计算如下：已知：，：，所以气体处理能力标准：由于，由壳牌分离器设计规范查表可知，取=0.186，取分离器直径为1100mm，最多选择29个旋流管。
分离器高度按照壳牌公司提供的方法进行计算，见图4.16、表4.6表4.6 分离器直径及涡流管个数的确定表D ，m 涡流管个数*m ax Q ，m³/s m ax ，m/s0.21 1 0.0064 0.1850.45 4 0.0256 0.161 0.50 5 0.0320 0.163 0.65 9 0.0576 0.174 0.70 12 0.0768 0.200 0.85 16 0.102 0.180 0.90 21 0.134 0.211 0.95 24 0.154 0.217 1.05 29 0.186 0.214 1.10 32 0.205 0.216 1.15 37 0.237 0.228 1.20 44 0.282 0.249 1.30 520.3330.251项目 高度，m 项目 高度，mX 1 0.5 X 5 0.22 X 2 0.32 X 6 0.165 X 3 0.3 D 1.1 X 40.1 h1.2综上所述，DY 气田干气脱汞方案闪蒸气处理工艺中，选用壳牌SMSM 高效分离器，分离器的直径为1200mm ，高度为3200mm 。
1.2 MEG 再生塔C-2201(1)和凝析油稳定塔C-2301分别对MEG 再生塔和凝析油稳定塔进行选型并对塔径和高度进行计算。
1.2.1 MEG 再生塔和凝析油稳定塔基础数据MEG 再生塔和凝析油稳定塔均选用整装填料塔，填料采用金属板波纹填料250Y 型，该种填料具有生产能力大，分离效率高，压力降小，操作弹性大，持液量小等优点。
离心分离器结构设计
CHANGZHOU INSTITUTE OF TECHNOLOGY毕业设计说明书题目：离心分离器结构设计二级学院（直属学部）：专业：班级：学生姓名：学号：指导教师姓名：职称：评阅教师姓名：职称：2014 年06月离心分离装置是润滑系统的重要组成部分,在润滑油的流动过程中,大量的游离空气和燃气抽到润滑油中来,使润滑油中的空气含量增加这将降低它的冷却能力,增大其消耗量及管路中的流油阻力,影想泵的抽油能力，因此在靠近油箱的回油路出口上需要设计油气分离器，把润滑油中含有的大部分空气分离出来。
分离器有多种形式，其中离心分离器效果最好，它主要利用离心力场将油液中的未溶气体分离出来，在这种情况下，工作液为重物质，在离心力场的作用下甩向转子外缘，而气体较轻，在压力场的作用下集中在转子中心，在此加以聚集并排出。
离心分离器一般是有转子,壳体,转子轴等零件组成，其中转子是对油施加旋转的核心。
所以转子的结构尺寸对油气分离器的性能有很大的影响。
本文现针对某型发动机润滑系统中的分离器进行了油气分离技术的分析并根据分离效果的要求来初步确定分离器转子的结构尺寸，建立了理论推导的计算模型并使用SOLIDWORKS 技术对其进行三维造型设计。
关键字：离心分离器 Solidworks 夹具分析第1章概述 (1)1.1 毕业设计的目的 (1)1.2 课题简介 (1)第2章油气分离器结构设计 (3)2.1 转子结构尺寸设计 (3)2.2 转子结构尺寸计算 (6)第3章传动系统设计 (8)3.1 轴的设计 (8)3.1.1选取轴的材料和热处理的方法 (8)3.1.2按扭转强度估算轴的直径 (8)3.1.3轴的结构设计 (8)3.1.4轴的强度计算 (8)3.2 联轴器的选择 (10)3.3 轴承的选择 (10)第4章分离器三维造型 (11)4.1 Solidworks简介 (11)4.2 分离器壳体建模 (11)4.3 盖的建模 (15)4.3.1建立新的文件 (15)4.3.2绘制草图 (15)4.3.3生成实体 (16)4.4 转子的建模 (17)4.4.1按照以上方法，先打开一个零件文件 (17)4.4.2绘制草图 (17)4.4.3生成基体特征 (17)4.5 装配模型 (18)第5章分离器盖夹具设计 (20)5.1 总体规划 (20)5.2 确定定位方案，设计定位装置 (20)5.3 确定夹紧方式，设计夹紧装置 (20)5.4 夹具在车床主轴上安装 (20)5.5 夹具总图上尺寸 (20)结论 (22)参考文献 (23)第1章概述1.1 毕业设计的目的毕业设计是学生完成本专业教学计划的最后一个环节使学生综和运用所学过的基本理论,基本知与基本技能去解决专业内的共程技术问题而进行的一次基本训练。
(完整word版)气液分离器选型
7.8气液分离器7.8.1概述气液分离器的作用是将气液两相通过重力的作用进行气液的分离。
7.8.2设计步骤(1) 立式丝网分离器的尺寸设计 1) 气体流速(G u )的确定气体流速对分离效率是一个重要因素。
如果流速太大，气体在丝网的上部将把液滴破碎，并带出丝网，形成“液泛”状态，如果气速太低，由于达不到湍流状态，使许多液滴穿过丝网而没有与网接触，降低了丝网的效率。
气速对分离效率的影响见下图：图7-69 分离效率与气速的关系图2) 计算方法G u 5.0)(GG L G K ρρρ-= 式中G u 为与丝网自由横截面积相关的气体流速，s m / L ρ、G ρ为分别为液体和气体的密度，3/m kgG K 为常数，通常107.0=G K 3) 尺寸设计丝网的直径为5.0)(0188.0GG G u V D = 式中 G u 为丝网自由截面积上的气体流速，s m / G D 为丝网直径，m 其余符号意义同前。
由于安装的原因(如支承环约为mm 1070/50⨯)，容器直径须比丝网直径至少大l00mm,由图2.5.1-2可以快速求出丝网直径)(G D 4) 高度容器高度分为气体空间高度和液体高度(指设备的圆柱体部分)。
低液位(LL )和高液位(HL )之间的距离由下式计算：21.47DtV H L L = 式中D —容器直径,m ； L V —液体流量,h m /3； t —停留时间，min ；L H —低液位和高液位之间的距离,m ；液体的停留时间(以分计)是用邻近控制点之间的停留时间来表示的，停留时间应根据工艺操作要求确定。
气体空间高度的尺寸见下图所示。
丝网直径与容器直径有很大差别时，尺寸数据要从分离的角度来确定。
图7-70 立式丝网分离器5) 接管直径① 入口管径两相混合物的人口接管的直径应符合下式要求 Pa u GL G 15002<ρ 式中GL u ——接管内两相流速，s m /； G ρ——气相密度，3/m kg ； 由此导出25.05.03)(1002.3GG L p V V D ρ⨯+⨯⨯>-式中p D ——接管直径，m ;L V ——液体体积流量，h m /3； G V ——气体体积流量，h m /3； 其余符号意义同前。
分离器尺寸计算
1.1.1 分离器尺寸计算选用SMSM 气/液分离器，进入高效分离器的气体体积流量为1795m 3/h （工况下），按照壳牌高效分离器的设计标准，SMSM 气/液分离器的直径计算如下：已知：错误!未找到引用源。
，：错误!未找到引用源。
，错误!未找到引用源。
所以气体处理能力标准：由于错误!未找到引用源。
，由壳牌分离器设计规范查表可知，取错误!未找到引用源。
=0.186，错误!未找到引用源。
取分离器直径为1100mm ，最多选择29个旋流管。
分离器高度按照壳牌公司提供的方法进行计算，见图4.16、表4.6表4.6 分离器直径及涡流管个数的确定表D ，m 涡流管个数*m ax Q ，m³/s m ax ，m/s0.2110.00640.1850.45 4 0.0256 0.1610.50 5 0.0320 0.1630.65 9 0.0576 0.1740.70 12 0.0768 0.2000.85 16 0.102 0.1800.90 21 0.134 0.2110.95 24 0.154 0.2171.05 29 0.186 0.2141.10 32 0.205 0.2161.15 37 0.237 0.2281.20 44 0.282 0.2491.30 52 0.333 0.251表4.7 高效分离器高度计算表项目高度，m 项目高度，mX10.5 X50.22X20.32 X60.165X30.3 D 1.1X40.1 h 1.2综上所述，DY气田干气脱汞方案闪蒸气处理工艺中，选用壳牌SMSM高效分离器，分离器的直径为1200mm，高度为3200mm。
1.2MEG再生塔C-2201(1)和凝析油稳定塔C-2301分别对MEG再生塔和凝析油稳定塔进行选型并对塔径和高度进行计算。
1.2.1MEG再生塔和凝析油稳定塔基础数据MEG再生塔和凝析油稳定塔均选用整装填料塔，填料采用金属板波纹填料250Y型，该种填料具有生产能力大，分离效率高，压力降小，操作弹性大，持液量小等优点。
分离器尺寸计算
1.1.1分离器尺寸计算选用SMSM 气/液分离器，进入高效分离器的气体体积流量为 1795mVh （工况 下），按照壳牌高效分离器的设计标准，SMS 气/液分离器的直径计算如下：已知: ^-「口小，： 九「懺炖2「， %十「叫九所以] 阳・皿Q 乩二Qtr 论如訂他一衍）=亠 ；需一皿 二吠阳气体处理能力标准:由于 I 「亍^氐：，由壳牌分离器设计规范查表可知，取 ；=，取分离器直径为1100mm 最多选择29个旋流管分离器高度按照壳牌公司提供的方法进行计算，见图、表Kv-Q.ISD j^^dKOaminia)IK2=dL^0 02rL瓷1-05皿扎s < Q 爲J5D 蠢/幻=0.25耐号=> =0,1862^4^0.25*344二 0.974mJ 0JSG* 4D™ = Jft214«3d4—lA07m at llOOmm表分离器直径及涡流管个数的确定表表高效分离器高度计算表综上所述，DY气田干气脱汞方案闪蒸气处理工艺中，选用壳牌SMSM高效分离器，分离器的直径为1200mm高度为3200mm1.2 MEG!生塔C-2201(1)和凝析油稳定塔C-2301分别对MEG?生塔和凝析油稳定塔进行选型并对塔径和高度进行计算。
1.2.1 MEGI生塔和凝析油稳定塔基础数据MEG再生塔和凝析油稳定塔均选用整装填料塔，填料采用金属板波纹填料250Y型，该种填料具有生产能力大，分离效率高，压力降小，操作弹性大，持液量小等优点。
250丫型填料主要性能参数见表。
型填料主要性能参数表表生塔塔径计算基础数据表MEG稳定塔只有提馏段，第八塔板汽相负荷较大，作为脱丙丁烷塔的基础数据, 如表所示。
表凝析油稳定塔计算塔径的基础数据填料塔的直径分别按精馏段和提馏段计算，取较大者为填料段直径。
泛点速度计算公式:塔内径计算公式为:0. 20.291 1.75 1 14G实际操作气速为泛点速度的68%~75%故取实际操作气速为泛点速度的70%U G U GF0. 723600由表中数据带入以上公式：= m/s u G =s由第二块板计算得：u GD T =由第六块板计算得：u G=s u G =sD T =由以上计算结果可知，MEG!生塔采用等径填料塔，直径选为350mm 考虑气体处理量120%勺弹性范围，根据模拟结果校核MEG!生塔最大气动能因子，在第六块塔板处具有最大气动能因子。
旋风分离器标准尺寸计算
旋风分离器标准尺寸计算
旋风分离器是一种用于分离固体颗粒和气体的设备，其尺寸的
计算涉及多个因素。
首先，需要考虑分离器的处理能力，即单位时
间内处理的气体体积和固体颗粒质量。
其次，还需要考虑气体流速、固体颗粒的密度和尺寸分布、分离效率等因素。
一般来说，计算标准尺寸时需要考虑以下几个步骤：
1. 确定处理能力，根据实际需求确定分离器的处理能力，通常
以气体流量或固体颗粒质量来衡量。
2. 确定气体流速，根据气体流速确定分离器的尺寸，通常需要
考虑气体流速对固体颗粒的携带能力。
3. 确定分离效率，根据所需的分离效率确定分离器的尺寸，通
常分离效率与分离器的尺寸成正比。
4. 考虑固体颗粒的密度和尺寸分布，不同密度和尺寸的固体颗
粒对分离器尺寸的要求不同，需要综合考虑。
除了上述因素外，还需要考虑分离器的结构形式、材料选择、
操作压力和温度等因素。
总之，计算旋风分离器的标准尺寸是一个
复杂的工程问题，需要综合考虑多个因素才能得出合理的尺寸设计。
【word】各种旋风分离器流量与结构尺寸关系探讨
【word】各种旋风分离器流量与结构尺寸关系探讨各种旋风分离器流量与结构尺寸关系探讨石油化工应用PETROCHEMICALINOUsTRYAPPUCATION第27卷第1期2008年2月29各种旋风分离器流量与结构尺寸关系探讨夏正兵,袁惠新(江苏工业学院分离工程研究所,江苏常州213016)摘要:旋风分离器是一种成本低,效率高,可靠性高的颗粒和液滴捕集设备,它的可靠性在于没有运动部件,而且能在非常恶劣的操作环境下运行.旋风分离器被广泛的用于轻工业和重工业既可以设计成分级器;又可以设计成分离器.本文通过分析不同的旋风分离器模型,得到结构尺寸与流量之间的关系.关键词:旋风分离器;分离效率;流量中图分类号:TQ051.84文献标识码:A文章编号:1673-5285(2008)01—0029—03 本文主要是分析不同旋风分离器结构尺寸变化对其气体流量大小的影响,即研究Q=D,Oi,Oo,L】.总的来看,其影响因素表现在两个方面,第一是尺寸的变化影响了旋风分离器体积或者截面积的变化,使得在同样流速下体积流量的变化;其次是结构尺寸的变化同时也引起旋风分离器的压力损失的变化,同样多的能量输入下,压力损失大的分离器气体流速就会变小,从而流量减小.1理论推导旋风分离器工程上常常用下面的经验公式来估算其压力损失?:.?【告】?2一该式中:k常数,一般取k=20~40;矩形进风1:3的长度;——矩形进风1:3的宽度;D.——排气孔直径;,一分离腔总长度;.p——进料密度.流速和人1:3面积存在有关系式:Q=A式中:A为气体人1:3面积.统一使用圆形入1:3截面,则:孚所以:=其中人1:3管直径,可以表示为:=HxB收稿日期:2007—10—25作者简介:夏正兵(1982一),男,籍贯:江苏建湖,硕士,已发表文章近5 篇,研究方向:分离技术与环保设备.(2)(3)(4)石油化工应用2008年式中:B——矩形入口截面的宽度;H——矩形入口截面的高度.通常情况下H=2B.(5)因此,式(1)可变化为:rQ2pi-71”2.2,p-ff?,p’丽2?【】:——一2??qT2雨知2【告】?后?手【】.则有:一D2Qi=?告?鲁?【】.DDLDJ一旋风分离器典型结构有:表1旋风分离器结构比例(6)按照压力降Ap=1200Pa,系数取k=35,空气密度p=1.205kg/m.计算可得:(1)流量与旋风分离器直径的关系:有:璧?告??.?告?.【】D2(7)DDLDJ一=6.684?告??【】.按照表1中数据,代入不同旋流器结构比例,则Rietema旋流器Qf=0.952DBradley旋流器Q=0.288D=Mozley旋流器Q=0.3637D(2)流量与旋风分离器气体入口管直径的关系: Rietema旋流器Qi=0.543D-.-2Bradley旋流器Qi=0.346D--LM.zley旋流器Ql=0.3778鲁(3)流量与旋风分离器气体出口管直径的关系Rietema旋流器Ql=0.4478D--g~Bradley旋流器Qi=0.230D--g~M.zley旋流器QI=0.272D--g~2结果与讨论由上节得到的关系式拟合曲线可得:广/./.d譬..;.00.10.20.30.t0.S60.70.80.9直径D/m图l旋风分离器流量与直径的关系765矗32l000000n一*\糍蝶夏正兵等各种旋风分离器流量与结构尺寸关系探讨31 O.350.30.250.20.t5l仉O5O/r,?_??00.10.20.30.40.50.6入口管结构尺寸图2旋风分离器流量与入口结构尺寸的关系0,25乏0.2.?婚龋0.t壤O.O5O0020.40.6出舒站构R图3旋风分离器流量与出口管结构尺寸的关系3结论由图表可以看出:(1)流量和直径之间存在一个二次曲线的关系,随着直径的增加,处理量增大幅度越快;(2)流量与气体进出口管直径都是线性的关系,随着尺寸比例的增大处理量也相应增加,其中Rietema旋流器曲线的斜率最大;(3)参与比较的三种旋风分离器在相同的结构尺寸变量下,Rietema旋流器处理量最大,Mozley旋流器次之,Bradley旋流器处理量最小;(4)综合比较下,Rietema旋流器在处理量方面的性能要优于其它两种旋风分离器.参考文献:[1]袁惠新,冯矗.分离工程[M].北京:中国石化出版社[2]ACHeumann,LEJonathan.旋风分离器——原理,设计和工程应用[M].北京:化学工业出版社,2004.Investigation0therelationshiplnvestlnmerel0betweenphysical一一dimensionandflowthroughanalysesdifferentgas?—-cyclonesXIAZhengbing,YUANHuixin(InstituteofSeparationEngineering,JiangsuPolytechnicUniversity,Chang zhou,Jiangsu213016,China)Abstract:Thecycloneseparatorisoneofthemostefficientandrobustdustandm istcollectorsavailableforthecost.Itsrobustnessislargelytheresultofitslackofmovingpartsandabilitytowit hstandharshoperatingenvironments.Cy—clonesareappliedinbothheavyandlightindustrialapplicationsandmaybedes ignedaseitherclassifiersorsepara—tors.Thistextgotarelationbetweenphysicaldimensionandflowthroughanaly sesdifferentGas—cyclonesmodels.Keywords:gas—-cyclone;separationefficiency;flow一?暑\裁曝。
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5.按每台分离器的气体实际处理量、气体组成、性质、固体尘粒含量等因素确定除雾器的类型和尺寸。
二、
（一）分离器综述
分离器按其外形主要有两种形式，即立式和卧式分离器。此外，还有球形和卧式双筒体分离器等。
同直径立式分离器的允许气体流速计算
卧式分离器的气体处理能力按式4-20计算，取分离器有效长度为0.7倍圆筒长度
所选 毫米卧式分离器的允许气体处理量大于实际气体处理量，故满足要求。
图1：卧式分离器简图（单位：cm）
2.二级分离计算
二级分离压力:
表3-6石油油的质量组成及分子组成
组分
质量Wi，克
分子量 Mi
0.1
0.5
(二)计算分离器的结构尺寸
1.一级分离计算
假设石油体系的克分子数为1,液相分子分数为L=0.613,气相的分子分数为V=0.387,进行猜算
表3-3气液相平衡计算
组成
体系中的分子分数
平衡常数
液相中的分子分数
气相中的分子分数
0.4518
3.4
0.2342
0.7964
0.0346
0.0409
一、课程设计的基本任务
（一）设计的目的、意义
目的：在老师指导下，根据给定的原油组成、分离条件、停留时间等基础数据，按规范要求独立地完成分离器结构尺寸设计。
意义：为了满足计量、储存的需要，油井产品从井口出来后，首先要进行分离，分离的场所即油气分离器。分离后所得油、气的数量和质量除了与油气的组成、分离压力、分离温度有关外，也与油气在分离器内停留的时间有关，当油气的组成、分离压力、分离温度及处理量一定时，分离效果由分离器的尺寸决定，合理的设计或选择分离器的尺寸对改善分离效果非常必要。
在立式分离器重力沉降和集液区内，分散相运动方向与连续相运动方向相反，而在卧式分离器中两者互相垂直。显然，卧式分离器的气液机械分离性能优于立式。在卧式分离器中，气液界面面积越大，有利于分离器内气液达到相平衡。因而，无论是平衡分离还是机械分离，卧式分离器均优于立式，即：在相同气液处理量下，卧式分离器尺寸较小、制造成本较低。同时，卧式分离器有较大的集液区体积，适合处理发泡原油和伴生气的分离以及油气水三相分离。来液流量变化时，卧式分离器的液位变化较小，缓冲能力较强，能向下游设备提供较稳定的流量。卧式分离器还有易于安装、检查、保养，易于制造橇装装置等优点。
1.0001
2.相关参数
表3-2 分离器结构尺寸设计相关参数
处理能力 吨/日
165
停留时间 分钟
1.8
分离级数
三级分离（一级分离采用卧式分离器，二级分离采用立式分离器）
除雾气类型
网垫式
进站压力 MPa
3.4
单丝直径 ×10-4米
1.
分离温度 ℃
50
网垫比面积 米2/米3
300
长细比
3~5
捕雾效率
98%
（三）
1.根据油气平衡计算中所确定的气液处理量、物性、分离压力、分离温度等基础资料，并参照现场具体情况选择分离器类型。
2.按照从原油中分出气体的要求，由原油性质和操作经验确定原油在分离器内的停留时间，对缓冲分离器需考虑缓冲时间，据此初步确定分离器尺寸。
3.按照从气体中分出油滴的要求，计算100微米的油滴在气相中的匀速沉降速度Wo，分离器允许的气体流速wg，分离器直径D，长度l (或高度H)等尺寸。
（五）
已知分离器气体允许流速和气体处理量
立式分离器
卧式分离器（液面控制一半处）
网垫除雾器最佳气流速度
k—系数，k=0.107
网垫厚度
H—厚度，米；
E——捕雾效率，0.98；
a—网垫比面积，；
——单丝捕集效率。
三、
(一)
1.原油组成
表3-1 原油的质量组成及分子组成
组分
质量Wi，克
分子量 Mi
克分子数 Ni
8.0803
17.4650
872.4762
38.135
4.8926
3.2608
2.8476
1.5197
1.635
8.7238
合计
1000
1.0991
938.986
表3-5气体的分子量
组分
0.7964
0.0442
0.0294
0.0219
0.0056
0.0065
0.0104
16
30
44
58
72
86
287
0.2224
6.8
0.1113
0.757
C2
0.0334
6.1
0.0178
0.1085
C3
0.0384
2.42
0.0309
0.0747
C4
0.0337
0.92
0.0342
0.0314
C5
0.0225
0.32
0.0255
0.0082
C6
0.0467
0.017
0.05620.001C7+0.6089
组分
体系中组分i的质量 克
体系中的组分i的分子分数
液相中组分i的分子分数
组分i在液相中的克分子分数
组分i在液相与体系克分子数之比
组分i在液相中的质量
组分i在气相中的质量
55.9
9.9
11.7
12.6
9.6
19.1
881.2
0.4518
0.0346
0.0409
0.0376
0.0139
0.0292
0.4026
12.7424
1.326
1.2936
1.2702
0.4032
0.559
2.9848
合计
0.9144
18.6108
由表中数据可求出标准状态下气体密度为：
表3-6液体密度
组分
在液相中的质量
克
密度
克/厘米
容积
厘米
17.7650
5.0074
8.4392
9.7524
8.0803
17.4650
872.4762
0.502
（三）从气泡中分离出油滴的计算
分离器内油气接近平衡状态的程度可用原油脱气程度和天然气通过分离器后的质量增加百分数表示。
若球形油滴直径为 、密度为 ，则油滴在密度为 气相中所受的重力为
气体对油滴的阻力R与油滴运动的速度头、油滴在沉降方向上的投影面积、气体密度成正比，可用下式表示
油滴作匀速沉降时，气体对油滴的阻力与油滴在气体中受的重力相等。
287
3.0400
0.6089
合计
938.986
4.9922
1.0006
气液相平衡计算 ：假设石油体系的克分子数为1,经过程序试值，当液相分子分数为L=0.828,气相的分子分数为V=0.172时， 和 接近为1.
表3-7气液相平衡计算
组分
体系中分子数Zi
平衡常数Ki
液相中分子分数
气相中的分子分数
C1
0.0376
0.0139
0.0292
0.4026
1.55
0.61
0.46
0.295
0.15
0.016
0.0285
0.0482
0.0475
0.0191
0.0435
0.6502
0.0442
0.0294
0.0219
0.0056
0.0065
0.0104
合计
1.0001
1.0991
0.9144
表3-4气液相的质量计算
（二）
1.初分离段应能将气液混合物中液体大部分分离出来
2.储液段要有足够的容积，以缓冲来油管线的液量波动和油气自然分离
3.有足够的长度和高度，是直径100um以上的油滴靠重力沉降
4.在分离器的主体部分应有减少紊流的措施，保证液滴沉降
5.要有捕集的器除雾，以捕捉二次分离后气体中更小的液滴
6.要有压力和液面控制
立式分离器适合于处理含固体杂质较多的油气混合物，可以在底部设置排污口定期排污。卧式分离器在处理含固体杂质较多的油气混合物时，由于固相杂质有45°~60°的休止角，在分离器底部沿长度方向常需设置若干个排污口，还很难完全清除固体杂质。
立式分离器占地面积小，这对海洋采油、采气至关重要。由于高度限制，公路运输橇装立式分离器时也不如卧式分离器方便。
总之，对于普通油气分离，特别是可能存在乳状液、泡沫或用于高气油比油气混合物时，卧式分离器较经济；在气油比很高和气体流量较小时（如涤气船），常采用立式分离器。
（二）
进入分离器的流体经入口分离器时，油、气流向和流速突然改变，使油气得以出版分离。
经入口分流器初步分离后的原油在重力作用下流入分离器的集液区。集液区需要有一定体积，使原油流出分离器前在集液区内有足够的停留时间，以便被原油携带的气泡有足够时间上升至液面并进入气相。同时集液区也提供缓冲容积，均衡进出分离器原油流量的波动。集液区原油流经分离器全长后，经由液面控制器控制的出油阀流出分离器。为获得最大气液界面面积和良好的气液分离效果，常将气液界面控制在0.5容器直径处。
0.574
0.617
0.667
0.933
16.8111
16.9902
13.0961
26.1844
935.1299
合计
938.986
1008.2117
由表可知：
丙烷以上组分质量=922.06克
丙烷以上组分密度=922.06/1008.2117=0.9145克/厘米3