两相分离器选型计算.pdf

摘要 摘要 油气分离器的设计计算是一项较为复杂的工作 在各种版本有关油气 分离器计算方法的文献中也有不同程度的论述 但大多侧重于理论研究 计算所 得数据不便于直接用于工程设计 本文在油气分离器计算方法理论研究的基础上 结合 油气集输设计规范 GB50350 以及现场实际情况 将理论计算与工程计算相结合 以转油站实际 产能预测数据为例 设计选型计算该转油站的生产分离器 该计算过程及设计思 路对今后同类型分离器的选型计算有一定的参考价值 关键词 关键词 原油 油气集输 油气分离器 设计 计算 PDF 文件使用 pdfFactory Pro 试用版本创建 1 1 引言 油气集输研究的主要对象是油 气田生产过程中原油及天然气的收集 净化 和输送问题 确切地说 油气集输是将分散在油田各处的油井产物加以收集 分 离成原油 伴生天燃气和采出水 然后进行必要的净化 加工处理成为油田商品 并且储存和外输的全过程 本文主要研究的是油气集输过程中油气分离这一部分 的内容 油气分离过程可以分为平衡分离和机械分离 平衡分离是一个自发过程 油 井产物在管线内流动时 可自发形成气液两相 当压力温度改变时 气液相组成 和数量也随之而变 这就是平衡分离 为满足油气井产品的计量 矿场加工 储 存和输送的需要 必须采取一定的措施将已经形成的气液两相分开 用不同的管 道输送 这称为物理或机械分离 本文主要研究油 气的机械分离 把管路中自发形成并交错存在的气液两相分离为单一相态的液体和气体的 过程 通常在分离器中进行 它是油气田用得最多 最重要的设备之一 油田上使用的分离器按其外形主要有两种形式 即立式分离器和卧式分离 器 按分离功能分为油气两相分离器 油气水三相分离器 计量分离器和生产分 离器 按其工作压力分为真空 0 1MPa 分离器 低压 6MPa 分离器等 按实现油气分离主要利用的 能量又可分为重力式分离器 离心式分离器和混合式分离器等 一般对油气分离器有以下几点要求 a 初分离段进行初步的气液分离 应将 气液混合物中的液体大部分分离出来 b 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 c 分离器要有足够的长度或高度 以满足液滴的 重力沉降要求 以防止气体过多的带走液滴 d 在分离器的主体部分应有减少紊 PDF 文件使用 pdfFactory Pro 试用版本创建 2 流措施 保证液滴正常沉降 e 要有除雾器 以捕捉二次分离后气体中更小的液 滴 f 要有压力和液面控制 分离器的设计主要就围绕上面几点要求进行的 在满足生产要求的前提下 尽可能的提高分离器的工作效率 下面就以采油二厂地质研究所编制的 61 号转 油站 2007 2014 年产能预测情况数据为例 结合 61 号转油站实际情况 以 油气 集输设计规范 GB50350 和相关理论计算为依据 进行必要的工艺设计选型 为该转油站选取合适的生产分离器 2 生产分离器的结构简述 生产分离器按照外形可以分为立式分离器和卧式分离器 从分离器重力沉降 部分中液滴下沉的方向与气流运动的方向来看 在立式分离器中两者运动方向相 反 而在卧式分离器中两者的运动方向相互垂直 在后一种情况下 液滴更容易 从气流中分出 另外 卧式分离器气液界面面积较大 集液部分原油中所含气泡 易于上升至气相空间 即所得原油中含气量少 此外 卧式分离器还有单位处理 成本较低 易于安装 检查 保养 易于制成移动式装置等优点 因此 根据上 面的分析和采油二厂六区油品特点及实际情况 我们选择卧式分离器 下面着重分析卧式分离器的结构特点 常用的卧式分离器一般由主体容器部 分 分离部分和控制部分组成 2 1 主体容器部分 主体容器是分离器的最基本部件 它所承受的压力决定了分离器的工作压 力 它的尺寸决定了分离器的处理能力 主体容器部分由带有封头的圆筒制成 容器上连接有油气混合物入口 安全阀口 天然气出口 原油出口 排污口 加 热器进出口 压力表口 人孔 液位控制口等 PDF 文件使用 pdfFactory Pro 试用版本创建 3 2 2 分离部分 分离器的分离部分一般由初分离区 气相区 液相区和除雾区四部分组成 初分离区的主要功能是将气液混合物分开 得到以气相流为主和液相流为主 的两部分 为了达到这个目的 应尽可能将油气分开 使其便于向两个方向流动 同时还要求不产生过多的气泡以免造成下一步分离困难 因此 在该区通常会设 置入口导向元件和缓冲元件 以降低油气流速 分散气液流 减少油气携带 为 下一区域的分离创造条件 气相区主要实现对气流中携带的比较大的液滴进行重力沉降分离 为了提高 液滴分离的效果 通常在气相区域中设置整流元件 液相区的主要作用是分离出液相流中携带的游离气 为了得到较好的分离效 果 液相区在设计时必须保证液体有足够的停留时间 除雾区的作用是为了进一步分离气相中携带的液滴 该区装有除雾元件 利 用碰撞分离原理捕集气体中的液滴 2 3 控制部分 分离器的控制部分包括压力检测 温度检测 液位控制等 根据分离器的形 式和操作要求来选取不同的仪表 分离器的工作压力由装在气体出口管线上的控 制阀控制 容器液位由液体排出管上的浮漂连杆机构控制 3 分离器的工艺计算 3 1 分离器的工艺计算步骤 分离器的设计必须同时满足从气体内分出油滴和从原油内分出气泡的要求 从原油内分出气泡的计算 国内外几乎全部采用规定原油停留时间的方法 气泡 上浮速度的理论计算法有时作为校核用 从气体中分出油滴的过程基本采用液滴 PDF 文件使用 pdfFactory Pro 试用版本创建 4 沉降法计算 我国规定分出液滴直径为 100 m 有的西方国家则用的 150 m 来 计算油滴在气流中的沉降速度 具体计算步骤如下 1 根据气液相平衡计算所确定气液处理量 物性 分离压力 分离温度等 基础资料 并根据现场具体情况选择分离器的类型 2 按照从原油中分离出气泡的要求 由原油性质 先导经验 操作经验 设计规范及权威性文献确定原油在分离器中的停留时间 对缓冲分离器尚需考虑 缓冲时间 并根据分离器 L D 的推荐范围 初步确定分离器的直径 D 和长度 L 3 按照从气体内分出油滴的要求 计算 100 m 或者 150 m 粒径的油 滴在气相中的匀速沉降速度 0 分离器的允许气体流速 g 并根据推荐的 分离器 L D 范围 确定分离器的直径 D 和长度 L 4 比较步骤 2 3 的计算结果 选择尺寸较大者作为分离器尺寸 对 卧式分离器 当油气比较低的情况下 还可以适当调节容器内液面高度 使分离 器内气液负荷均匀 减小分离器的外形尺寸 当油气处理量很大时 往往需要有 多台分离器并联工作 5 参照分离器系列化尺寸 满足气液处理量的分离器可能有多种 D 和 L 的 组合 应对各种组合进行比选后选择出最佳组合方式 并确定分离器捕雾器 进 出口尺寸等其他结构尺寸 3 2 基本参数的确定 1 地质研究所编制的转油站 2007 2014 年产能预测情况 表 3 1 2007 2014 年转油站生产指标预测表 分 项 2007 年 2008 年 2009 年 2010 年 2011 年 2012 年 2013 年 2014 年 年产液量 10 4t 72 123 45 144 34 147 75 151 02 131 54 136 25 139 53 年产油量 10 4t 14 2 24 5 25 61 23 03 20 82 23 7 20 34 17 9 年产气量 10 4m3 1163 2 2002 8 2061 4 1859 3 1685 2 1874 2 1620 6 1434 2 PDF 文件使用 pdfFactory Pro 试用版本创建 5 年注水量 10 4m3 160 85 165 54 145 34 134 15 日产液量 t d 1972 6 3382 2 3954 5 4047 9 4137 5 3603 8 3732 9 3822 7 日产油量 t d 389 04 671 23 701 64 630 96 570 41 649 32 557 26 490 41 日产气量 10 4m3 d 3 19 5 49 5 65 5 09 4 62 5 13 4 44 3 93 年注水量 m 3 d 4406 8 4535 3 3981 9 3675 3 从预测表中可以看出 该区产液量在 2011 年达到最高 为at 1002 151 4 平均日产液量t d5 4137 Q 当年的来液含水率 21 86 产气量在 2009 年 达到最高 为am 104 2061 34 平均日产气量 dm1065 5 34 产gs Q 2 天然气组分数据 表 3 2 天然气组成 物性参数表 组分 百分比 yi 分子量 mi 临界压力 Pci Mpa 临界温度 Tci 1 大气压下的定压 比热 Cpi 卡 克 C1 85 59 16 043 4 544 82 57 0 5266 C2 4 56 30 07 4 816 32 27 0 4097 C3 2 49 44 097 4 194 96 67 0 3881 iC4 0 89 58 124 3 6 134 97 0 3872 nC4 0 84 58 124 3 747 152 03 0 3867 iC5 0 83 72 151 3 337 187 28 0 3827 nC5 0 23 72 151 3 325 196 5 0 3883 C6 0 21 86 178 2 973 234 28 0 3864 C7 0 04 100 205 2 7 267 11 0 3875 N2 0 93 28 013 3 355 146 89 0 2482 CO2 3 83 44 01 7 288 31 06 0 1991 3 20 时原油纯油密度 3 20 2 890mkg 4 水的密度 3 1000mkg 水 5 操作压力 MPaP35 0 绝对压力 6 操作温度 CT o 15 7 初选气液分离 沉降时间 min15 1 t PDF 文件使用 pdfFactory Pro 试用版本创建 6 8 产量波动系数 5 1 9 油气沉降分离液滴直径 m10 m100 4 d 10 捕雾器捕集液滴直径 m10 m10 5 p d 11 分离沉降段筒体长度 1 l与直径 D 之比 4 1 1 D l k 12 出油口高度 1 h与容器半径之比 28 0 1 r h a 13 控制液面高度 2 h与容器半径之比 33 1 2 r h b 14 分离沉降段有效长度 1 7 0 lle 15 浮漂连杆机构浮球杆长度 mA2 1 16 上下浮球间夹角 o 502 浮球与水平方向间夹角 o 25 17 捕雾器丝网单丝直径 m105 1 4 0 D 18 捕雾器丝比表面积 32 m m300 19 捕雾器捕雾效率 98 0 3 3 分离器外形及相关尺寸的确定 3 3 1 按油气分离及沉降要求初选容器直径及有关尺寸 1 计算分离条件下纯油密度 利用公式 3 1 求操作条件下的纯油密度 20 20 t 3 1 式中 计算温度下原油的密度 20 20 时的原油密度 t 原油的计算条件温度 每 1 的温度下体积校核系数 按照式 3 2 计算 PDF 文件使用 pdfFactory Pro 试用版本创建 7 6529 0 890 200132 0828 1 00132 0 828 1 20 3 2 带入具体数值 由式 3 1 得 3 20 kg m465 893 2015 6529 0890 2 20 t 2 计算分离器进口进口含水原油密度 3 1 kg m82 983 8621 0 100010008621 0 465 893 465 8931000 水水 水 L 3 3 3 操作条件下液体处理量为 hm23 175 d53 4205 983 82 5 413710001000 33 1 1 m Q Q L L 3 4 4 排液口以下弓形面积与容器横截面积之比 2 1 1sin111 1 11 2 11 1 r h r h r h n 3 5 带入具体数值 由式 3 5 得 0851 0 5 0 128 0 sin 128 0 1 128 0 1416 3 1 2 1 1sin111 1 12 11 2 11 1 r h r h r h n 5 控制液面以下弓形面积与容器横截面积之比 2 1 222 2 11 111sin1 2 hhh n rrr 3 6 带入具体数值 由式 3 6 得 7062 0 5 0 133 1 sin 133 1 1 133 1 1416 3 1 2 1 1sin111 1 12 2 1 2 22 2 r h r h r h n PDF 文件使用 pdfFactory Pro 试用版本创建 8 6 分离器直径的计算 1 3 11 121 360 L Qt D k nn 计 3 7 沉降时间 t1按照 15min 考虑 带入具体数值 由式 3 7 得 m229 3 0851 0 7062 0 41416 3 360 5 11553 4205 360 3 1 3 1 121 11 nnk tQ D L 计 由此 初选沉降缓冲罐直径 D 3 229m 根据 油田油气集输设计技术手册 相关内容 直径在 3 4m 之间的常用的 分离器规格型号有以下几种 3000 11400 3000 14600 4000 17600 其 中 3000 11400 的分离器处理量较小 需两台并联使用才能满足要求 4000 17600 的分离器处理量大约在 104m3 d 是 61 号转油站来液量的两倍 不利于节约工程投资 3000 14600 的分离器与以上计算结果比较直径略小 但适当增大了 L D 的取值 基本可以满足 61 号转油站来液处理要求 通过上述三种型号分离器的比较 我们可以选取 2 台 3000 11400 的分离 器同时并联工作 另增加一台备用分离器 采取两用一备的工作方式 或者选取 1 台 3000 14600 的分离器工作 另增加一台备用分离器 采取一用一备的工 作方式 下面分别对这两种型号的分离器进行工艺计算 并结合经济指标 使分离器 的选型更加合理 首先通过分离器的外形尺寸以及设定参数确定分离器相关尺寸 a 3000 11400 的分离器 分离器的直径D 3m 分离器的长度 1 l 11 4m 分离器分离沉降段有效长 PDF 文件使用 pdfFactory Pro 试用版本创建 9 度 e l 0 7 11 4 7 98m 由28 0 1 rh得出 出油口高度 1 h 0 28 1 5 0 42m 由33 1 2 rh得出 控制液面高度 2 h 1 33 1 5 1 995m b 3000 14600 的分离器 分离器的直径D 3m 分离器的长度 1 l 14 6m 分离器分离沉降段有效长度 e l 0 7 14 6 10 22m 分离器出油口高度 1 h和控制液面高度 2 h同 3000 11400 的分离器 7 按确定尺寸计算实际沉降时间 设 3000 11400 的分离器实际沉降时间为 1 t 3000 14600 的分离器实际 沉降时间为 2 t 则将具体数值代入式 3 8 中 可得 min85 22 5 153 42055 0 0851 0 7062 0 4 1131416 3 360 360 2 1 121 2 1 L Q nnlD t 3 8 min63 14 5 153 4205 0851 0 7062 0 6 1431416 3 360 360 2 1 121 2 2 L Q nnlD t 3 8 所以 3000 11400 的分离器实际沉降时间为 22 85min 3000 14600 的 分离器实际沉降时间为 14 63min 3 3 2 校核分离器的气体处理能力 根据表 3 1 的数据 按式 3 9 计算天然气的分子量 得 PDF 文件使用 pdfFactory Pro 试用版本创建 10 10 200952 20 01 280093 001 440383 018 860021 0 15 72 0023 00083 0 12 58 0084 00089 0 10 440249 007 300456 016 048559 0 iiM VM 3 9 将 M 22 10 代入式 3 10 计算标况下天然气的密度 可得 3 0 8973kg mg L8973 0 4 22 10 20 4 22 M gs 3 10 再根据式 3 11 可以计算出天然气的相对密度为 6940 0 293 1 8973 0 空气 gs g 3 11 下面可以利用前苏联公式求出天然气的临界温度和临界压力 当 0 5 g 1 时 由式 3 12 3 13 分别计算出天然气的临界压力 c P 和临界温度 c T Pa10636 46 10 6940 0 4 103 55 10 4 103 55 5 55 0 55 0 gc P 3 12 K27 2106940 02381223812 5 05 0 gc T 3 13 再根据式 3 14 3 15 分别计算出天然气的对比压力 r P和对比温度 r T 075 0 10636 46 1035 0 5 6 c r P P P 3 14 37 1 27 210 151 273 c r T T T 3 15 再由式 3 16 可计算出压缩因子 9899 0 075 0 6 037 1 34 0 1 6 0T 0 341Z r r P 3 16 将上面计算的各参数的结果代入式 3 17 中 可计算出操作条件下天然气的 密度 PDF 文件使用 pdfFactory Pro 试用版本创建 11 3 kg m9688 2 9899 0 152731013 0 27335 0 8973 0 TZP PT s s gsg 3 17 根据天然气所处压力 温度条件下的密度和标况下的相对密度 按下公式 3 18 计算分离条件下的天然气的粘度 y g xC 1000 exp 3 18 其中 T x g 6 1063 2781 0 57 2 3 19 x0 04 1 11 y 3 20 4 5 1 10 8 158 3774 122 1844 0 77 7 415 2 T T C 3 21 将相关数据代入式 3 19 3 20 3 21 中 分别计算x y和C 可得 456 6 15273 6 1063 6940 0 2781 0 57 2 6 1063 2781 0 57 2 T x g 368 1456 604 011 10 04 1 11 y x 0103 0 152738 16940 0 58 3774 122 1015273 6940 0 1844 0 77 7 415 2 10 8 158 3774 122 1844 0 77 7 415 2 4 5 1 4 5 1 T T C g g 将计算所得的x y和C的结果代入公式 3 18 得 sPasmPa xC y g 5 368 1 1003 1 0103 0 1000 9688 2 456 6 exp0103 0 1000 exp 按照公式 3 22 计算阿基米德准数 其中液滴直径 d 取 100 m 代入具体数 值 可得 PDF 文件使用 pdfFactory Pro 试用版本创建 12 21 244 1003 1 9688 28 9 9688 2465 893 10 25 34 2 3 g ggl gd Ar 3 22 查表可得 3 108336 Ar 在这个区间内油滴沉降流态都处于过渡区 雷诺数与阿基米德准数之间的关系为式 3 23 将21 244 Ar代入 可得 7545 721 244153 0153 0Re 714 0714 0 Ar 3 23 因此可以按照式 3 24 来计算油滴在气体空间中的匀速沉降的速度 将具体 数值代入 可得 sm d g g 269 0 9688 2 10100 7545 7 1003 1 Re 6 5 0 3 24 下面根据油滴匀速沉降速度 0 或根据分离器操作压力 p 用两种方法计算气 体在分离器中的允许流速 gh w 首先由我国设计工作者所推出的经验公式 3 25 根据滴匀速沉降速度 0 计算气体的允许流速 gh w 得 3 0 7 0 h l ww e gh 3 25 如选取 3000 11400分离器 则气相空间高度m01 1 995 1 3 23 hDh 分离沉降段有效长度m98 74 117 07 0 1 lle 将 3 h e l 和 0 的具体数值代 入公式 3 25 可得 sm h l ww e gh 495 1 005 1 98 7 269 0 7 0 7 0 3 0 如选取 3000 14600 分离器 气相空间高度m01 1 995 1 3 23 hDh 分离沉降段有效长度m22 106 147 07 0 1 ll e 将 3 h e l 和 0 的具体数值 代入公式 3 25 可得 sm h l ww e gh 915 1 005 1 22 10269 0 7 0 7 0 3 0 PDF 文件使用 pdfFactory Pro 试用版本创建 13 再用国外文献推荐的公式 3 26 根据分离器操作压力 p 计算气体的允许流 速 gh w 得 m s41 0 35 0 87 5 1 0 87 5 1 0 p w gh 3 26 为了保证较好的油气分离效果 本文采用气体流速较小的结果来进行下面的 计算 比较上述结果 通过国内经验公式计算的两种型号分离器的气体允许流速 均远大于国外文献推荐公式的计算结果 因此 下面采用国外文献推荐的计算公 式所得结果进行气体处理能力校核 按照公式 3 27 分别计算 3000 11400 的分离器和 3000 14600 的分离器的 气体处理能力 设 3000 11400 的分离器的气体处理能力为 gs Q 3000 14600 的分离器的气体处理能力为 gs Q 将具体数值代入 可得 dm TZp pT wDlQ s s ghegs 1046 1 5 19899 0 152731013 0 27335 0 41 0 98 7 367858 67858 36 3 27 由于 3000 11400 的分离器为两台并联同时工作 因此实际的天然气处理能 力为 gs Q 的 2 倍 即dmQ gs 1092 2 1046 1 2 2 366 dm TZp pT wDlQ s s ghegs 1088 1 5 19899 0 152731013 0 27335 0 41 0 22 10367858 67858 36 3 27 61 号转油站实际处理的天然气量 产gs Q的数值取 2007 年到 2014 年 8 年期间 产气量的最高值 由表3 1可得 产气量在2009年达到最高 为am 104 2061 34 平均日产气量 dm1065 5 34 产gs Q 将上述计算得到的两种型号分离器的天然气处理能力 gs Q 及 gs Q 与 61 号转 油站实际处理的天然气量 产gs Q进行比较 可得到 gs Q 2 产gs Q和 gs Q 产gs Q 这 PDF 文件使用 pdfFactory Pro 试用版本创建 14 说明前面计算所确定的两种型号的分离器尺寸 D 1 l 1 h 2 h等 均能满足气 体处理量的要求 3 3 3 分离器外形尺寸的确定 通过上述计算我们可以看出 选取 3 台 3000 11400 的分离器两用一备的 工作方式 和选取 2 台 3000 14600 的分离器一用一备的工作方式 均可以满 足 61 号转油站来液处理的工艺要求 下面我们结合工程投资 处理效果 人员 管理等其它方面的因素 最终确定 61 号转油站的分离器型号 a 容器的制造成本 分离器主要由圆筒体和两端的椭圆封头两部分组成 容器的制造成本和用钢 量成正比 一般分离器的造价可用以下公式 3 28 计算 32 2DCCDLfCC haSSSCT 3 28 式中 T C为容器制造总费用 f为圆筒部分壁厚与直径之比 C C 为单位质量 筒体的制造费 S 为钢板密度 a C 为封头表面积与封头直径平方的比值 可取 1 09 h C 为单位质量封头的制造费与筒体制造费之比 通常取 1 5 3 0 式 3 28 中第一部分为筒体制造费 后一部分为封头制造费 从该公式可以 看出 分离器的制造费用主要由筒体和封头两部分价钱组成的 对于两种直径相 同的分离器 价格主要差异在分离器筒体长度以及封头的个数上 用 3000 11400 的分离器时 两用一备 封头个数 n 2 3 6 个 筒体总长 度 L 11 4 3 34 2m 用 3000 14600 的分离器时 一用一备 封头个数 n 2 2 4 个 筒体总长 度 L 14 6 2 29 2m 由上面两组数据对比可得 选用 3000 14600 的分离器时 可节约封头数 量 2 个 可节约筒体长度 34 2 29 2 5m 因此 就容器制造成本这一点来看 选 PDF 文件使用 pdfFactory Pro 试用版本创建 15 择两台 3000 14600 分离器一用一备的工作方式能有效降低分离器制作成本 节约工程投资 b 液体的再携带情况 液体的再携带是气液分离的逆过程 即已得到分离的液体再次被气体卷起成 油雾 随气体流出分离器 从气体空间的大小比较 选择大号的分离器能提供较 大的气体空间 以给气体有足够大的流通面积 从而能有效的减少液体再携带情 况的发生 即使有少量的液体被气流携带 也会因为大号分离器筒体长度的优势 使液滴重新沉降下来 因此 就液体再携带问题考虑 选取较大规格的分离器 即选取 3000 14600 的分离器有着一定的优势 c 安装及运行管理方面 从分离器安装及运输角度考虑 较小的分离器由于体积小 质量小 在运输 及安装过程中有其显著的优势 但小型分离器由于其体积小 单台处理规模肯定 小于较大的分离器 因此在同样的工况下 为了弥补单台处理规模小的问题 往 往需要设置多台分离器同时并联工作 而由于分离器台数的增加 相应的操作也 需增加 使流程复杂化 加大管理和运行的难度 综上所述 处理规模较小的分离器在运输和安装方面存在一定的优势 但在 节约制造成本 避免液体的再携带情况以及方便运行管理上 和较大的分离器相 比均有一定的差距 因此 根据上述原因 本工程推荐选取 2 台 3000 14600 的分离器 使用一用一备的工作方式 下文分离器其它一些配件的相关计算均在 此前提下进行 3 3 4 除雾器 丝网 的尺寸计算 1 计算除雾器网垫面积 首先根据公式 3 29 计算在操作条件下实际处理气量 产g Q PDF 文件使用 pdfFactory Pro 试用版本创建 16 dm1056 2 35 0 273 9899 0 5 11013 0 15273 1065 5 344 pT zTp QQ s s gsg 产产 3 29 再利用下面的公式 3 30 计算出除雾器中允许的气体流速 g w 代入具体数值 可得 m s945 1 9688 2 9688 2 82 983 107 0 1 g gL g Kw 3 30 再根据流量 流速与流道横截面积三者之间的关系 现已知气体处理量 产g Q 和允许的气体流速 g w 求丝网除雾器中网垫的面积 A 代入数据可得 2 4 m1523 0 945 1 360024 1056 2 g g w Q A 产 则丝网直径 m44 0 1416 3 1523 0 44 1 A D 2 计算除雾器丝网的厚度 先假设所选网垫单丝直径m108 2 4 0 D 丝网的比表面积 32 m m300 a 根据公式 3 31 计算斯托克斯数 代入具体数据 可得 69 3 108 21003 1 18 945 1 82 983 10 18 45 25 0 1 2 D wd St g gLp 3 31 圆丝与扁丝的捕集效率与斯托克斯准数的关系如下图 3 1 所示 PDF 文件使用 pdfFactory Pro 试用版本创建 17 图 3 1 圆丝与扁丝的捕集效率与斯托克斯准数的关系 由69 3 St查图 3 1 可得单丝的捕雾效率 0 78 再根据公式 3 32 将已知参数及上面计算结果代入 可得除雾器丝网的厚度 H 为 其中捕雾器总效率 E 按照规范取 0 98 mm79m079 0 78 0 3002 98 0 1ln 1416 3 3 2 1ln 3 a E H 3 32 按照经验 除雾器丝网的厚度一般为 100 150mm 之间 因此按照计算结果 将除雾器丝网的厚度整合为 100mm 综上 除雾器丝网规格选取如下 丝网直径m44 0 1 D 面积 2 m1523 0 A 丝网厚度 H 100mm 3 3 5 分离器缓冲能力计算 分离器不但要求来液在筒体内部有必要的停留时间 还应具备一定的来液缓 冲能力 即分离器在进出液量瞬时不平衡的情况下仍能正常工作一段时间 分离 器正常液位至最高液位所对应的体积称为缓冲体积 流满缓冲体积所需要的时间 称为缓冲时间 下面分别对这两个参数进行理论计算 取浮球高 低液位之间的容积为缓冲容积 设浮球最高液位高度为 4 h 最低 液位高度为 5 h 则 m502 2 25sin2 1995 1 sin 24 o Ahh m488 125sin2 1995 1sin 25 o Ahh 再由公式 3 33 来计算最高液位以下弓形面积与容器截面积之比 4 n 2 1 1 sin 1 11 1 41244 4 r h r h r h n 3 33 PDF 文件使用 pdfFactory Pro 试用版本创建 18 代入具体数值 可得 891 0 5 0 1 5 1 502 2 sin 1 5 1 502 2 11 5 1 502 2 1416 3 1 2 1 1 sin 1 11 1 12 41244 4 r h r h r h n 再由公式 3 34 来计算最低液位以下弓形面积与容器截面积之比 5 n 2 1 1 sin 1 11 1 51255 5 r h r h r h n 3 34 代入具体数值 可得 495 0 5 0 1 5 1 488 1 sin 1 5 1 488 1 11 5 1 488 1 1416 3 1 2 1 1 sin 1 11 1 12 51255 5 r h r h r h n 再计算隔板以下弓形面积与容器横截面积之比 6 n 设隔板的高度为 1 5m 则隔板以下弓形面积刚好为容器横截面积的一半 即 6 n 0 5 则该分离器所具备的缓冲时间 2 t可按公式 3 35 计算 1 543641 2 2 360 L Q nnlnnlD t 3 35 由于此分离器没有另行增加缓冲段容积 则上式中 543 nnl 这项可以按 0 考虑 将具体数值代入式 3 35 可得 min82 13 53 4205 0 5 0891 0 6 1431416 3 360 360 2 1 543641 2 2 L Q nnlnnlD t 再由公式 3 36 计算出缓冲容积V 4 4 543 2 641 2 nnlDnnlDV 3 36 PDF 文件使用 pdfFactory Pro 试用版本创建 19 同样 由于无需另行增加缓冲段容积 因此式 3 36 中 4 543 2 nnlD 项的值 为 0 将具体数据代入 可得 32 543 2 641 2 m35 400 5 0891 0 6 143 4 1416 3 4 4 nnlDnnlDV 3 3 6 分离器进 出口管线尺寸的确定 分离器入口流体为气液多相混合物 应考虑由于流速过大对管子产生的磨 蚀 流体磨蚀速度 e v 可以按照式 3 37 计算 5 0 mix e c v 3 37 其中 mix 为分离情况下气液混合物平均密度 c为常数 连续工作的分离器c 取 122 将具体数值代入式 3 37 可得 sm c v mix e 89 3 82 983 122 5 05 0 分离器入口管内气液混合物的实际流速应小于磨蚀速度 在这里直接按照经 济流速选取管径 取经济流速smv 2 1 则由流量公式 3 38 可计算出分离器入 口管线直径d为 mm227m227 0 2 11416 3 86400 53 42054 86400 4 1 v Q d L 3 38 因此 入口管线管径整合为7273 内径md259 025972273 校核流速 可得 m s924 0 259 01416 386400 53 420544 22 1 d Q v L 由于此分离器为两相分离器 在分离出气相后 油水混合物的体积变化较小 PDF 文件使用 pdfFactory Pro 试用版本创建 20 因此分离器液相出口管径选取可与分离器进口管线规格相同 均为7273 管 线 3 3 7 分离缓冲器尺寸设计参数汇总 分离器的结构示意图如图 3 2 所示 L H D l el h3 h2 h4 l h5 h1 外输液进口 气出口 液出口 挡板 高度取2m 3 1l 2 图 3 2 三相分离器结构示意图 通过以上计算 选用 3000 14600 三相分离器 2 台 其中 1 台为备用 三 相分离器的设计尺寸参数确定如下 1 分离器直径 mD3 2 圆筒长度 mllL6 1406 14 31 3 分离器分离沉降段长度 ml6 14 1 4 分离器缓冲段长度 0 3 l 即该分离器不另设缓冲部分 5 分离沉降段有效长度 m