Наиболее важным при проектировании реакторов является определение оптимальных габаритов реактора и минимальных объемов катализатора, гарантирующих для заданной производительности установки получения продукции требуемого качества.
При расчетах и выборе конструкции реакторов необходимо учитывать ряд технологических факторов: объемную скорость подачи сырья, кратность циркуляции водородсодержащего газа, фазовое состояние исходной смеси, тепловой эффект реакции и гидродинамический режим.
Габариты реактора и объем катализатора определяют, исходя из объемной скорости подачи сырья. Объемная скорость подачи сырья — это количество объемов сырья, проходящего через объем катализатора в единицу времени.
Объем катализатора рассчитывают по формуле:
Vк = Qс/Vo
где Qc — расход жидкого сырья, м3/ч; Vo — объемная скорость подачи сырья, ч-1.
Чтобы определить основные габариты реактора, необходимо учитывать фазовое состояние сырья при условиях реакции, направление потоков сырья и гидродинамический режим, который зависит от линейной скорости подачи сырья и порозности катализатора.
В реакторах с неподвижным слоем частицы катализатора неподвижны, а парогазовая смесь протекает сквозь свободные промежутки между ними. Поверхность внутренних пор зерен катализатора во много раз превышает их наружную поверхность. Проникновение газа внутрь пор происходит только благодаря диффузии, при этом скорость последней мала по сравнению со скоростью протекания газа сквозь слой. По этой причине должны быть найдены оптимальные размеры зерен катализатора, так как при очень больших размерах возникают большие сопротивления диффузии при малых размерах можно ожидать увеличенного гидравлнчекого сопротивления слоя.
Большое значение для гидродинамики процесса имеет порозость слоя катализатора. На порозность слоя катализатора влияют азмеры и форма частиц, их шероховатость и плотность упаковки слое. От величины порозпости зависит гидравлическое сопротивление слоя катализатора.
Гидравлическое сопротивление слоя катализатора и в целом еактора очень сильно влияет на общий перепад давления в цируляциониой системе предварительной гидроочистки или риформинга, а следовательно, и па режим работы компрессоров, с одной тороны, и на размеры печен, продуктовых теплообменников и :олодилышков, с другой стороны.
Таким образом, очевидно, что гидродинамика реакторов является весьма ответственным участком.
Укрупненную оценку гидравлического сопротивления слоя сатализатора можно осуществить по уравнению, применяемому для определения потери давления на трение в трубопроводе:
Nр = Y(L/d)(pw2/2)
где Nр— потеря давления; Y — общий коэффициент сопротивления; d — эквивалентный диаметр суммарного поперечного сечения каналов в зернистом слое; L — высота слоя; p — плотность газосырьевого потока; w — действительная линейная скорость потока. <
Вопросы расчета эквивалентного диаметра каналов в зернистом cлое катализатора и действительной линейной скорости потока рассмотрены в специальнойлитературе.
Гидравлическое сопротивление реакторов с радиальным вводом значителыно ниже, чем у реакторов с аксиальным вводом сырья.
Этот эффект обусловливается двумя причинами:
1) средиеинтегральная площадь боковой поверхности катализатора в несколько раз меньше, чем площадь торцевого сечения того же слоя;
2) толцина слоя катализатора в реакторе с радиальным вводом меньше,чем в реакторе с аксималыпум вводом.
'
Освещение вопросов подробного гидравлического расчета реакторов приводится в специальной литературе.
Важным фактором, определяющим аппаратурное оформление реакторных узлов, является тепловой эффект процессов, которые имеют место в результате химических превращений углеводородов в зоне реакции. При этом величина теплового эффекта пропорциональна количеству и глубине превращения реагирующих веществ в исходном сырье.
В основном процесс каталитического риформирования идет с поглощением теплоты, при этом основными реакциями, определяющими отрицательный тепловой эффект, являются реакции дегидрирования и дегидроизомеризации и дегидроциклизации алканов, тепловой "эффект" которых составляёт 2180 - 2340 кДж/кг прореагировавших нафтенов. Остальные реакции протекают с выделением теплоты. Таким образом, суммарный тепловой эффект процесса риформирования зависит от содержания в сырье нафтеновых углеводородов; в среднем он составляет 325—420 кДж/кг сырья при среднем содержании нафтенов 20—25% и растет примерно пропорцинально увеличению количества нафтенов до 40% (масс).
Процесс предварительной гидроочистки сырья идет с выделением теплоты, но средний тепловой эффект при гидроочнетке бензиновых фракций невелик и компенсируется теплопотерями реакторов.
Исследованиями установлено, что наилучшим режимом ведения процесса риформинга является изотермический, Однако ввиду сложности подвода теплоты в зону реакции со стационарньм слоем катализатора в промышленных
установках применяются более простые политропические схемы ее ступенчатым промежуточным нагревом реакционной парогазовой смеси. Обычно это осуществляется в змеевиках трубчатых печей При выборе реакционных систем кроме выбора оптимальной объемной скорости необходимо также определить число ступеней в реакторном блоке. Обычно это делается на основании экспери ментальных исследований, проводимых на полупромышленные установках.
На существующие промышленных установках процесс риформинга бензиновых фракций проводится в три ступени в трех последовательно установленных реакторах.
В установках каталитического риформинга, предназначенны: для выработки ароматизированного катализата, из которого в даль нейшем выделяются индивидуальные ароматические углеводе роды, применяется четыре реактора. Четвертый реактор пред назначен для селективного гидрирования содержащихся в рифор мате непредельных углеводородов.
Ниже приводится описание основных типов реакторов применяемых в отрасли.