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分离器尺寸计算

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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。

250Y型填料主要性能参数见表4.8。

项目填料主要性能参数比表面积a,m2/m3250空隙率ε，% 97填料因子a/ε3，m-1 273.92每米理论塔板数，个2~3液体负荷，m3/(m2•h) 0.2压力降，MPa/m 3×10-4MEG再生塔中第二、六塔板气相负荷较大，作为MEG再生塔填料段塔径计算的基础数据，见表4.9所示。

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4.10所示。

1.2.2 MEG 再生塔直径和高度计算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：81412.03275.1291.0lg ⎪⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-=⎥⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎪⎭⎫⎝⎛ρρμρρεL G L L G GF G L a g u 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%。

7.0⨯=uuGFG塔内径计算公式为：μρπGGTGD36002=由表5.8中数据带入以上公式：由第二块板计算得: u GF =6.93 m/s u G =4.85m/sD T =0.2136m由第六块板计算得: u GF =4.59m/s u G =3.21m/sD T =0.2627m由以上计算结果可知，MEG 再生塔采用等径填料塔，直径选为350mm 。

考虑气体处理量120%的弹性范围，根据模拟结果校核MEG 再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。

第六块塔板处最大气动能因子最大，其气体质量流量为474.7kg/h ，采用以下公式计算。

DGGF 236004ρπ=当直径DN 为350mm 时，将第六块塔板处的数据带入可得：F=1.57（m/s ）•（kg/m 3）0.5由以上计算可知，最大气体动能因子符合填料特性要求。

MEG 再生塔高度的计算：第一块板以上的筒体高度取其直径的2倍：2×350，取700mm 。

进料段高度取进料处直径的1.5倍：1.5×350，取525mm 。

该塔共有6块理论板，精馏段3块理论板，提馏段3块理论板，塔板效率为25%,则实际塔板数等板高度为500mm ，故精馏段高度为6000mm ，提馏段高度为6000mm 。

填料高度为12000mm 。

1.2.3 凝析油稳定塔直径和高度计算泛点速度计算公式：81412.03275.1291.0lg ⎪⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛-=⎥⎥⎥⎦⎤⎢⎢⎢⎣⎡⎪⎪⎪⎭⎫ ⎝⎛ρρμρρεL G L L G GF G L a g u 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%。

7.0⨯=uuGFG塔内径计算公式为：μρπGGTGD36002=由表5.9 中数据带入以上公式：由第八塔板计算直径，u GF =0.515m/s u G =0.361m/sD T =0.129m由以上计算可知，凝析油稳定塔采用等径填料塔，其直径选为200mm 。

考虑气体处理量120%的弹性范围，根据模拟结果校核MEG 再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。

第六块塔板处最大气动能因子最大，其气体质量流量为32.02kg/h ，采用以下公式计算：DGGF 236004ρπ= 当直径DN 为200mm 时，将第六块塔板处的数据带入可得：F = 0.206（m/s ）•（kg/m 3）0.5由以上计算可知，最大气体动能因子符合填料特性要求。

MEG 再生塔高度的计算：进料段高度取进料处直径的1.5倍：1.5×200，取300mm 。

该塔共有8块理论板，塔板效率记为25%，等板高度为500mm ，故填料高度为16000mm 。

1.3 本章小结（1）节流注醇装置中气气换热器宜采用固定管板式换热器结构，原料气走管程，冷干气走壳程；接头类型BEM ，单管程并控制其流体流速3~6 m/s ，可避免乙二醇发泡；气-气换热器直径为500 mm ，换热管长度为9000 mm ，单台换热面积为160 m 2；对于原料气压力变化为8.0~4.5 MPa 均留有设计余量。

（2）高效低温分离器以重力立式分离器为主体，采用碰撞式入口装置、叶片型除雾器、丝网型除雾器、涡流除雾器及丝网除雾等高效分离设备将分离效果提升至99.9%除去直径大于5μm 的液滴；分离器直径为1200mm ，筒体高度为3200mm ，能够满足现阶段分离要求。

（3）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。

MEG 再生塔塔径选350mm,第一块板以上的筒体高度取700mm ，进料段高度取525mm ，填料高度为12000mm 。

凝析油稳定塔塔径选200mm ，填料高度为16000mm 。

2主要结论（1）常用脱汞剂主要有载硫活性炭、负载型金属硫化物和金属氧化物、载银分子筛等。

脱汞剂的选用主要依据天然气的处理工艺和汞含量、汞的脱除深度等因素。

分析了国内外常用吸附剂的性能特点、影响因素及应用情况，其中负载型金属硫化物或金属氧化物吸附剂性能稳定，能够避免产生毛细冷凝现象，可用于湿含汞天然气脱汞；载硫活性炭内部空隙的孔径一般小于20 Å，在液烃存在时容易引发毛细冷凝现象，只能用于处理不含游离水和液烃的干气；载银分子筛是可再生吸附剂，但成套装置能耗高、投资较大。

推荐DY气田含汞天然气采用湿气脱汞方案进行处理，该方案能够彻底解决汞污染问题，但是对装置及吸附剂要求较高，推荐选用Axens公司的AxTrap 271负载型金属硫化物吸附剂。

国内外各含汞气田应当根据实际工况，结合天然气处理工艺，选择合理的脱汞工艺方案，达到控制汞污染的目的。

（2）DY气田天然气压力高，有足够压力能（压力降）可利用，推荐采用JT阀节流制冷控制天然气的烃露点，无需增压或增设外部制冷就能满足管输烃水露点要求，节省装置的投资和操作费用。

（3）随着乙二醇贫液注入量的增大，天然气水合物生成温度逐渐降低，但MEG再生系统热负荷增加。

推荐采用乙二醇注入量为1500kg/h，节流后温度比水合物生成温度高5℃，能够满足不生成水合物的要求，同时控制能耗在较低水平。

（4）乙二醇再生塔理论塔板数6块，回流比0.5，塔顶温度45℃，进料从中部进料时，可有效的控制乙二醇的损耗，减轻生产污水处理工作，同时尽可能降低能耗。

（5）出塔凝析油与入塔凝析油充分换热，提高凝析油入塔温度，有利于能量的充分利用。

降低塔压也有利于减轻重沸器的热负荷，节能降耗。

（6）节流注醇装置中气气换热器宜采用固定管板式换热器结构，原料气走管程，冷干气走壳程，接头类型BEM，单管程并控制其流体流速3~6 m/s，可避免乙二醇发泡。

气-气换热器直径为500 mm，换热管长度为9000 mm，单台换热面积为160 m2，对于原料气压力变化为8.0~4.5 MPa均留有设计余量。

（7）高效低温分离器以重力立式分离器为主体，采用碰撞式入口装置、叶片型除雾器、丝网型除雾器、涡流除雾器及丝网除雾等高效分离设备将分离效果提升至99.9%除去直径大于5μm的液滴。

分离器直径为1200mm，筒体高度为3200mm，能够满足现阶段分离要求。

（8）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。

MEG再生塔塔径选350mm,第一块板以上的筒体高度取700mm，进料段高度取525mm，填料高度为12000mm。

凝析油稳定塔塔径选200mm，填料高度为16000mm。

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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。

立式分离器设计交流

立式分离器设计交流


0.02 0.015 0.01 0.008 0.006 0.005 0.004 0.003 0.002 4
10
1.5 2
3
5 6
8
10.00
20
30
40
工作压力 MPa×10.1972
50 0.0015 0.001 0.0008 0.0006 0.0004 0.0003 0.0001 1 90 1.5 2 3 4 5 6 8 10 100 70 60 1.5 2 3 4 5 6 8 10
气相出口
气体出口流速=两相进口流速 选用DP=0.15m


372.91.35 0.78536000.15
2
7.92 m / s
液体出口
选用管径DN40，则流速为：

L

0.41.35 0.78536000.04
2
0.12 m / s
立式重力分离器
4 d L g g w 3 g CD
气 相 高 度
2.3 接管直径
ρGμ2GL<150内两相流速，m/s； ρG——气相密度,kg/m ；
——
3
Dp>3.02 ×10-3 ×（VL+VG）0.5 × ρG0.25 式中： Dp——接管直径，m ； VL——液体体积流量，m3/h ； VG——气体体积流量，m3/h ；
容器直径取0.7m
3.4 高度
HL VLt 0.4 1.35 6 0.275 m 2 2 47.1D 47.1 0.5
3.5 接管
ρGμ2GL<1500(Pa)

GL
(
1500

G
)
0 .5
IC三相分离器计算书

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

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