2.2.3 Геометрические размеры реактора

Для расчёта размеров реактора зададимся некоторыми технологическими параметрами и определим характеристики принятого катализатора СИ-2 (таблица 2.6).

Таблица 2.6 – Технологические параметры процесса и характеристика катализатора

Параметр, размерность	Значение
Давление на входе в реактор, МПа	2,5
Объёмная скорость подачи сырья, ч-1	2,5
Средняя температура процесса, оС	(130+93,7)/2 = 111,85
Кажущаяся плотность катализатора, кг/м3	1300
Насыпная плотность катализатора, кг/м3	1520
Средний диаметр частиц катализатора, мм	2,8

Определим объём поступающего сырья без учёта ВСГ. Среднее значение плотности углеводородов сырья и их массовый расход указаны в таблице 2.5. Объёмный расход составит

G^v_сыр=G_сыр/_сыр, (2.10)

G^v_сыр= 3877,379/623,5=6,218 м³/ч.

Для определения объёмного расхода ВСГ зададимся компонентным составом газа (таблица 2.7) и рассчитаем его плотность при нормальных условиях.

Таблица 2.7 – Компонентный состав водородсодержащего газа

Компонент	Водород	Метан	Этан	Пропан	Бутан
% масс.	29,4	19,4	26	15,2	10

Плотность ВСГ при нормальных условиях составит

(2.11)

где i – индекс компонента в ВСГ; x_i – массовая доля i-го компонента в ВСГ; M_i – молекулярная масса i-го компонента в ВСГ;

Найдём плотность ВСГ при давлении и температуре процесса для определения его объёмного расхода через реактор

(2.12)

где Р₁ – давление на входе в реактор, МПа; t_ср – средняя температура процесса, ^оС.

По (2.10) определяем объём ВСГ, проходящий через реактор

G^v_ВСГ=7,755/18,988=0,414 м³/ч.

Общий объём сырьевой смеси с учётом ВСГ определяется как сумма

G^v_с=G^v_сыр+ G^v_ВСГ, (2.13)

G^v_с=6,218+0,414=6,632 м³/ч.

Объём реакционного пространства определится как

V_r= G^v_с/v^o, (2.14)

где v^o – объёмная скорость подачи сырья в реактор, ч^-1,

V_r=6,632/2,5=2,653 м³.

Требуемая масса катализатора составит

m_к= V_r·_1к , (2.15)

где _1к – насыпная плотность принятого катализатора,

m_к=1300·2,653=3448,697 кг.

Принимаем диаметр реактора изомеризации, исходя из полученного реакционного объёма 2,653 м³

D_r=0,8 м.

Площадь поперечного сечения составит

S=0.25·· D_r², (2.16)

S=0,503 м².

Полезная высота реактора составит

H₀=V_r/S, (2.17)

H₀=2,653/0,503=5,278 м.

Верхнее надкатализаторное пространство (Н₁) и нижнее подкатализаторное пространство (Н₂), необходимое для качественного проведения процесса, определяется по диаметру реактора следующими зависимости:

Н₁=0,5·D_r, (2.18)

Н₁=0,4 м.

Н₂=0,667·D_r, (2.19)

Н₂=0,533 м.

Общая высота реактора составит

Н_=Н₀+Н₁+Н₂, (2.20)

Н_=5,278+0,4+0,533=6,211 м.

Для определения правильности принятых и рассчитанных параметров реактора произведём расчёт линейной скорости паров (u) проходящих через его сечение. Расчётное значение линейной скорости паров не должно превышать допустимое (0,1 м/с).

u=G^v_с/(S·3600), (2.21)

u=6,632/(0,503·3600)0,004 м/с.

Расчётное значение u не превышает допустимой, следовательно, геометрические параметры выбраны и рассчитаны верно.