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

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/r_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

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·r_1к ,                                         (2.15)

где r_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·p· 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_S=Н₀+Н₁+Н₂,                                     (2.20)

           Н_S=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.