2.1.9 . Розрахунок основних геометричних розмірів реактора гідроочищення 18-20].

За знайденим значенням V_K обчислимо геометричні розміри реактора гідроочищення.

Приймаємо циліндричну форму реактора і співвідношення висоти до діаметра рівним 2:1 або H = 2D. тоді

V_p = πD²H = πD²2D= 2πD³. (2.44)

Діаметр реактора дорівнює

D=[V_k/(2π)^1/3 =[64,42/(2π)^1/3 =2,2 м. (2.45)

Висота шару каталізатора становить:

Н = 2D = 4,4 м. (2.46)

Прийнятність прийнятої форми реактора додатково перевіряється гідравлічним розрахунком реактора. Втрати напору в шарі каталізатора не повинні перевищувати 0,2-0,3 МПа.

Рис.2.14 - Реактор аксіального типу із суцільним шаром каталізаторара

1 - штуцер входу газо-сировинної суміші; 2 - вхідний пристрій; 3 - розподільча тарілка; 4 - корпус і футеровка реактора; 5,7 - верхній і нижний шар порцелянових кульок; 6 - суцільний шар каталізатора 8 - штуцер для вивантаження порцелянових кульок і каталізатора; 9 - штуцер виходу газопродуктового потоку; 10 - багатозонна термопара

Потік газо-сиовинної суміші входить в реактор через штуцер ( 1 ) і попередньо розподіляється по перерізу апарату у вхідному пристрої (2). Він необхідний в реакторі для запобігання струминного попадання сировинного потоку на шар каталізатора або адсорбенту , в результаті чого ці тверді речовини можуть бути зруйновані або нерівномірно розподілені в об’ємі. Однак тільки з його допомогою не вдається створити умови для руху потоку в апараті з однаковою швидкістю по всьому його перетину .

Для цієї мети в реакторі встановлюють розподільну тарілку і засипають поверх шару каталізатора шар інертного матеріалу (порцелянових кульрок) . У деяких випадках перед розподільною тарілкою розміщують тарілку для збору механічних домішок, наприклад окалини.

У суцільному шарі може бути використаний каталізатор одного чи -

декількох типів. Шар каталізатора є корисним об'ємом реактора, саме в ньому перебігають реакції. Чим він більший, тим нижча при певній продуктивності установки об'ємна швидкість подачі сировини, тим більше час контакту сировини з каталізатором і тим глибше перетворюється сировину. Якщо потрібно значно збільшити глибину перетворення сировини (наприклад , при переході на випуск дизельного палива з більш низьким вмістом сірчистих сполук), то це завдання можна вирішити ( крім використання більш активних каталізаторів і високої температури процесу) або шляхом зниження продуктивності установки по сировині ( що економічно невигідно) або за рахунок збільшення завантаження каталізатора. В останньому випадку нерідко виникає необхідність монтажу додаткового реактора. Шар каталізатора в реакторах, як правило , становить 60-65 % від їх внутрішнього об'єму. Каталізатор в ньому повинен розміщуватися так, щоб в шарі не утворювалося пустот і зон з поганою упаковкою. В іншому випадку газо-сиовинний потік буде нерівномірний - але розподілятися по подовжньому і поперечному перерізу реактора , що викликає:

- Необхідність підвищення середньозваженої температури в шарі каталізатора для досягнення необхідної якості продуктів ;

-Збільшення швидкості деактивації каталізатора через експлуатацію його в більш жорстких умовах;

- Посилення порушень радіального перенесення тепла, в результаті чого гранично допустимі температури в реакторі будуть досягатися передчасно ;

- Скорочення міжрегенераційного періоду роботи , підвищена витрата каталізатора і збільшення часу простою установки.

Тому для ефективної експлуатації установки дуже важлива якість завантаження каталізатора в реактор і створення умов для рівномірного розподілення сировинного потоку в ньому. Рівномірна щільність каталізатора по шару

в останні роки досягається за рахунок використання спеціальної технології до щільного завантаження. Якісний розподіл сировинного потоку в реакторі може бути досягнуто шляхом вдосконалення конструкції відповідних внутрішніх пристроїв даного апарату. Наприклад, застосуванням взамін існуючих в даний час розподільних тарілок нових конструкцій компанії " Shell " з високим ступенем диспергування рідини і газу , в якій використовуються розпилювальні сопла.