CN109675453B - 一种气液混合设备及应用 - Google Patents

Abstract

本发明公开了一种气液混合设备及应用，气液混合设备包括气液混合设备壳体，壳体内部包含若干并联气液混合组件；所述的气液混合组件为腔体结构，沿物料流动方向依次为初步气液混合段、加速气液混合段和气体释放段，各段之间相互贯通；加速气液混合段为锥形收缩结构，加速气液混合段的起始端连接高压气分散设备，气体释放段的中后部设置用于释放逸出气的气相出口，气体释放段末端设置液相出口。该设备形成的“油包气型”气液混合流体为均一相稳定，可以大幅增加液传质面积，使气液反应过程能够持续的保持较高的速率，解决现有技术存在的大量液体循环、物耗能耗高、停留时间长等问题。

Description

一种气液混合设备及应用

技术领域

本发明属于一种用于气液传质反应领域，尤其涉及一种新型的气液混合设备及其应用方法，可广泛的用于石油、化工、轻工、医药、环保等领域的气液反应过程。

背景技术

在石油、化工、轻工、医药、环保等领域，均涉及到较多的固定床内气-液-固三相反应过程，其中的固体为催化剂，气液两相是以滴流的形式通过催化剂床层，因此也称滴流床反应器。

在滴流床反应器中，气体需要从气相传递到液相，然后共同吸附在催化剂表面，在催化剂活性中心的作用下进行反应。一般情况下为了加强气液两相的传质力度，系统提供的气体量要远远大于反应消耗的气体量，因此反应器体积较大，这是因为反应过程需要维持较高的气体分压，有利于提高反应速率，而没有反应掉的气体通过有的通过循环气压缩机提压重新输送回反应器，有的则直接排放，因此造成设备投资高、操作费用高和资源浪费。为了降低装置的投资成本，后期将气液先进行预混合，使气体溶解分散在液体中，再进入反应器进行反应，反应过程中需要的气体来源于液体中溶解分散的，无需大量的气体循环。与传统工艺相比，具有反应器体积小、投资成本低、反应均匀等优点。

例如在油品加氢过程中，CN103965959A提出了一种多级溶氢的液相加氢反应方法，首先循环液体物料与原料油混合，进入加热器加热；氢气分为n路进入加热炉加热；一路氢气和液相物料在混合器中混合，进行第一级溶氢，其余（n-1）路氢气通过反应器床层的入口进入器内氢油混合构件与上一床层反应后的混合物进行混合，进行第二级溶氢，最终的反应产物进入汽提塔，汽提塔底油一部分进入产品罐，一部分再循环。该方法将氢气分散n路的目的是增加油品中的溶解量和和均匀性，以提高加氢反应速率，但是由于氢油混合过程常用常规的混合器，一方面氢气分多次引入的工艺流程较为复杂，另一方面为了满足反应过程的氢气溶解量，同样需要大量的循环油，投资和能耗仍然较高。

在双氧水生产过程中，CN102009961A提出了一个蒽醌法生产过氧化氢的氧化方法，将含有氧气的气体分散到含有氢蒽醌衍生物的工作液中，得到含有微米级气泡的气-液混合流体，进而在气液混合液体流过延迟管道的过程中完成氧化反应。该方法的目的是通过增加气液接触面积而提高氧化效率、缩短反应时间，但由于该方法中气液混合流体的状态不稳定，气泡容易积聚变大及逸出，最终与液体分离，达到现有技术的气液反应状态和反应速率，从而使后续决定总反应时间的关键反应速率没有改善。

综上所述，无论是加氢反应还是氧化反应过程中，气液预混合过程为现有技术进步的关键步骤，是一种能够有效解决反应速率低、反应效率低、停留时间长等问题的工艺路线，但由于现有技术中为了满足气液反应过程中所需要的气体量，需要大量的循环液体或外加溶剂来溶解分散气体，相当于稀释了反应原料，使反应效率大幅度降低、能耗和投资大幅度增加、工艺流程也更加复杂，因此开发一种气体溶解分散量大、分散均匀、状态温度的气液混合分散方法，取消大量的液体循环的同时，大幅度提高反应效率、减少停留时间。

发明内容

针对现有技术的不足，本发明提供一种气液混合设备及应用，该设备能够极大的改善气液混合效果，提高液相中气体的的溶解分散量和分散均匀性，形成的“油包气型”气液混合流体为均一相，且状态稳定，不但可以大幅增加其液传质面积，而且使气液反应过程能够持续的保持较高的速率，解决现有技术存在的大量液体循环流程复杂、物耗能耗高、停留时间长等问题。

本发明的气液混合设备，包括气液混合设备壳体，气液混合设备壳体内部包含若干并联气液混合组件；所述的气液混合组件为腔体结构，沿物料流动方向依次为初步气液混合段、加速气液混合段和气体释放段，各段之间相互贯通；其中加速气液混合段为锥形收缩结构，加速气液混合段的起始端连接高压气分散设备，气体释放段的中后部设置用于释放逸出气的气相出口，气体释放段末端设置液相出口。

所述的初级气液混合段可以为多种形状的腔体结构，如圆筒形、圆锥形、方形等，优选为圆筒形；初级气液混合段内部装有强化流体扰动组件，一般为SWN型、SMX型、SMK型、SML型、SMH型、螺旋板片、波纹板片、旋转叶片、平叶片、弯曲叶片或多孔板片等组件等中的任意一种或几种；初级气液混合段起始端连接液体原料进料管线和气体原料进料管线，引入的气体原料和液体原料经初级气液混合段内部装有强化流体扰动组件混合为溶解气物流。

所述的加速气液混合段的收缩角为10°～30°，优选为15°～25°；所述的高压气体分散设备用于将气体通过含有纳/微米孔道的分散介质分散到油相中，形成富气气液混合物料。所述的含有纳/微米孔道的分散介质可以为膜管微分散器、微孔板或微孔材料等，例如采用膜管微分散器时，高压气分散设备为含有陶瓷膜管束的管壳式结构，管壳内可以包含一根或多根膜管，其中管内通入气体，在压差推动下通过管壁上的纳/微米孔道进行渗透扩散形成纳/微米气泡进入分散器壳体，壳体内同时引入油相，将纳/微米气泡分散在液体中形成富气气液混合物料，分散器壳体作为储存富气气液混合物料的场所。高压气分散设备包含将高压气体引入的高压气进料管线、将油相引入的油相引入管线和将富气气液混合物料引出至加速气液混合段起始端的引出管线。在加速气液混合段，来自初步气液混合段的溶解气物流与切向引入的富气气液混合物沿腔体呈螺旋式前进运动，由于溶解气物流的离心力远大于富气气液混合物，从而沿加速气液混合段的管壁运动，富气气液混合物在加速气液混合段的横截面中心运动，从而形成一种携带了大量气体的“油包气”型流体；

所述的气体释放段为一定长度的管状结构，管状结构的截面形状可以为方形、圆形、多边形或椭圆形中，优选为圆形，管状结构可以为直管和/或弯管，优选为直管，所述的弯管可以为S形、U形、螺旋形等中一种或几种；长度的设置一般根据体系液气比和物料所需停留时间进行设置。

所述的加速气液混合段中锥形收缩结构的长度与氢气释放段的长度比为1：1～1：20，优选为1：5～1：15；其中所述的加速气液混合段的长度是指锥形收缩结构的中心轴长度，所述气体释放段的长度一般指物料在气体释放段实际流过直管或弯管的距离。

来自加速气液混合段的“油包气”型流体沿气体释放段流动时，其中少量逃逸气体经气体释放段的气相出口排出，可循环使用，“油包气”型流体通过液相出口引出，作为气液反应系统进料。气体释放段的气相出口优选与气体微分散设备连接，气体微分散设备经管线再与初级气液混合段相连接。

本发明所述的“油包气”型流体是指为了说明所述的气液混合流体的一种物理状态，其中液相为溶解了反应气体的液体原料，气相为纳/微米级的气泡。

本发明所述的气液混合设备在反应物包含气相和液相的反应中的应用，如气-液传质反应、气-液催化反应、气-液-液催化反应（其中的一种液体为催化剂）或气-液-固催化反应（其中固体为催化剂）。具体地，可以应用于烃油的液相加氢反应、烯烃加氢、脂肪酸酯加氢、蒽醌法生产双氧水中的氢化等；酸性气的吸收反应，如SO₃被硫酸吸收、NO₂被稀硝酸吸收、CO₂、SO₂、H₂S等被碱液吸收；有机物的氧化反应，如蒽醌法生产双氧水过程中的氧化过程、链状烷烃氧化成酸、对二甲苯氧化生产对苯二甲酸、环己烷氧化生产环己酮、乙醛氧化生产醋酸、乙烯氧化生产乙醛等；有机物的氯化反应，如苯氯化为氯化苯、甲苯氯化为氯化甲苯、十二烷烃的氯化、乙烯的氯化等；其它有机反应，如甲醇羟基化为醋酸、异丁烯被硫酸吸收、醇被三氧化硫硫酸盐化、烯烃在有机溶剂中聚合等。

本发明同时提供一种的气液混合方法，包括如下内容：

（1）首先液体原料与气体原料在初步气液混合段进行混合，得到气液混合物流；

（2）将（1）形成的气液混合物流引入加速气液混合段，与自加速气液混合段切向引入的富气气液混合物混合，气液混合物流沿加速气液混合段管壁裹挟着纳/微米级的气泡呈螺旋式前进运动，形成一种“油包气”型流体；

（3）“油包气”型流体流经气体释放段，将“油包气”流体中的逃逸气体释放、排出，得到含有大量气体的稳定 “油包气”型流体。

本发明方法中，步骤（1）所述的气体可以直接通入初级气液混合段与原料油进行混合溶解，优选对气体进行预分散后再进入初级气液混合段与原料油混合溶解，预分散气体的气泡尺寸为100nm～1000nm，一般可通过膜管微分散器、微孔板、微孔材料等对气体进行分散。

本发明方法中，步骤（1）所述的气液混合过程中，液气质量比为0.001%～0.5%；液气混合溶解条件为：常温～360℃，0.1～4.0MPaG，停留时间为0.5～30分钟；气液混合溶解构件可以为具有管状混合器外壳，内部装有SWN型、SMX型、SMK型、SML型、SMH型、螺旋板片、波纹板片、旋转叶片、平叶片、弯曲叶片或多孔板片等任意强化流体扰动的组件中的任意一种或几种。

本发明方法中，步骤（2）所述的富气气液混合物中纳/微米级气体气泡尺寸为0.5nm～500nm，一般通过高压气分散设备得到。

本发明方法中，步骤（2）所述的富气气液混合物引入位置的操作条件为：常温～360℃，4.0～20.0MPaG，优选8~16 MPaG；高压气的给量可以远大于反应过程中气体的化学耗量，一般为气液油质量比为0.001%～15%，优选0.1%～5%，富气气液混合物料中气体（Nm³/h）与液体（Nm³/h）的体积比为10：1～1500:1，优选为100:1～800:1。

本发明方法中，步骤（2）中的物料在加速气液混合段的停留时间为0.5～15分钟，优选1～5分钟，过短的停留时间达不到理想的气体携带量和气液混合能力，过长的停留时间会由于饱和气物流离心力的不足而失去携带气体的能力。

本发明方法中，气体释放段的停留时间与加速气液混合段的停留时间比为30:1～1:1，优选为5:1～10:1。

本发明方法中，步骤（3）所述的“油包气”型流体在前进过程中，由于碰撞、振动等原因存在部分逃逸气体，为了保证气液反应在全液相条件下进行，在进入气液反应器前需将逃逸气体释放排出，其中的逃逸气体为总气体量的0.5%～5%。逃逸气体由气相出口排出，循环使用，循环回的逃逸气体量一般情况下能够满足初步气液混合段对于气体量的需求。

本发明的气液混合设备应用于较多场合的气液反应过程，所述的气液反应条件一般为：温度为常温～450℃，压力为1.0～18.0MPaG。

本发明同时提供一种气液反应系统，该系统采用了上述的气液混合设备。

本发明创造性地将气液混合过程分为三个阶段，首先液体原料溶解气体至饱和状态形成饱和气物流，然后将其与富气气液混合物切向引入加速气液混合部分，基于溶解气物流的离心力远大于富气气液混合物，因此二者形成一种“油包气”型流体，在剪切力的作用下，饱和气物流裹挟着富气气液混合物呈沿着腔体呈螺旋式前进运动，从而溶解和携带了大量的气体气泡，该流体在剪切力作用下形成大量涡流团，大幅度提高了气体的均匀分散和夹带能力，经由一定停留时间后将其引入低压气释放部分，将“油包气”流体中由于碰撞等原因而出现的逃逸气体沿气体扩散方向释放，释放出的气体返回至油气预混合部分，得到了稳定的含有大量气体的物流。本发明方法的气液混合能力强，气体携带量大，形成的“油包气”型气液混合流体状态稳定，具有良好的溶解携带气体的能力，使气液传质反应过程的进料处于理想的物理状态。

本发明用于气液传质反应过程，具有以下技术效果：（1）反应气体原料完全溶解/分散在液体原料中，形成的“油包气型混合流体”作为气液反应器进料，可消除气液传质反应界面和反应阻力，提供反应速率，尤其对于气液传质阻力大的反应过程具有很大的改进作用；（2）气体的纳/微米级气泡被“均匀包裹”在液体中，能够使反应过程更加均匀，从而提高反应效率、改进局部反应不均的问题；（3）液体原料中溶解/分散的气体量较大，能够持续的为反应提供所需的气体和反应推动力，从而保持较高的反应速率；（4）“油包气型气液混合流体”中溶解的气体为均一尺度的微气泡，因此提供的气液传质表面积大，反应速率快。

附图说明

图1是本发明的带有逸出气分散器的气液混合设备的示意图。

其中，1为液体原料，2为原料气II，3为气液混合设备，4为初级溶气段，5为加速溶气段，6为气体释放段，7为高压气分散设备，8为富气气液混合物，9为逸出气出口，10为逸出气分散器，11为循环气体，12为稳定 “油包气”型流体，13为原料气I，14为反应产物。

具体实施方式

下面结合附图说明和实施例对本发明进行详细说明，但不因此限制本发明。

以附图1为例说明本发明的气液混合过程：

液体原料1与气体（包括循环气11和/或原料气I13）经由气液混合系统3中的初级溶气段进行溶解混合，形成一种溶解气物流；高压原料气II2引入高压气体微分散设备7的管内，气体在压差推动下经由管壁上的微孔渗透至管外的壳体，在此过程中被分散为纳/微米级气泡，同时向微分散设备7的壳体内引入液相，将纳/微米气泡分散在液体中形成富气气液混合物料8，分散器壳体作为储存富气气液混合物料的场所；将溶解气物料和富气气液混合物8切向引入加速溶气段5中，在切向力作用下溶解气物流裹挟着富气气液混合物成螺旋前进运动，逐渐形成“油包气”型流体，经过一定的停留时间后，逃逸气体经由气体释放段6中的逸出气出口9释放出来，再被逸出气体分散器10形成的纳/微米级气泡分散在少量原料油中，作为循环气11返回至初级溶气段，与液体原料入口，循环使用，逸出气后的物流为稳定“油包气”型流体12自气体释放段末端引出，可以作为气液反应器进料引入气液反应器发生气液传质反应。

本发明同时提供一种蒽醌法生产双氧水的氧化方法，该方法采用了上述的气液混合设备。

以蒽醌法生产双氧水的氧化过程为例来进行本发明气液混合方法的说明。

蒽醌法生产双氧水的氧化过程，包括如下内容：（1）首先将含氢蒽醌衍生物的工作液与含氧气体在气液混合设备的初级溶气段进行混合，得到气液混合物流；

（2）将（1）形成的气液混合物流引入加速溶气段，自加速溶气短切向引入的富氧气液混合物混合，气液混合物流沿加速气液混合段管壁裹挟着富氧气液混合物呈螺旋式前进运动，形成一种“油包气”型流体；

（3）“油包气”型流体流经气体释放段，将“油包气”流体中的逃逸气体释放、排出，得到含有大量气体的稳定 “油包气”型流体。

（4）以“油包气”型流体作为氧化反应进料，将其引入液相反应器内发生氧化反应。

本发明方法中，步骤（1）所述的含氧气体可以直接通入初级气液混合段与原料油进行混合溶解，优选对气体进行预分散后再进入初级气液混合段与原料油混合溶解，预分散气体的气泡尺寸为100nm～1000nm，一般可通过膜管微分散器、微孔板、微孔材料等对气体进行分散。

本发明方法中，步骤（1）所述的含氧气体可以为纯氧、空气或氧气和惰性气的混合物，惰性气体包括氮气、氦气，氧气在气体中的体积分数为21～100%。

本发明方法中，步骤（1）所述的含氢蒽醌衍生物的工作液中，溶质为氢蒽醌类衍生物，主要为2-烷基氢蒽醌及四氢2-烷基氢蒽醌，如2-乙基氢蒽醌、2-戊基氢蒽醌，四氢2-乙基氢蒽醌、四氢2-戊基氢蒽醌等；溶剂为蒽醌溶剂和氢蒽醌溶剂的混合物，其中的蒽醌溶解为C9类的混合芳烃，氢蒽醌溶剂为磷酸三辛酯或2-异丁基甲醇。

本发明方法中，步骤（1）所述的含氢蒽醌衍生物的工作液中，氢蒽醌类衍生物的氢化效率为0.1g/L～25 g/L。（氢化效率的定义：1L含有氢蒽醌类衍生物的工作液能够氧化生成H₂O₂的克数）。；

本发明方法中，步骤（1）所述的含氢蒽醌衍生物的工作液m³/h与总含氧气体的体积流量Nm³/h比为1：10～1：40，其中工作液的体积流量单位为m³/h，含氧气体的体积流量单位为Nm³/h。

本发明方法中，步骤（1）所述的气液混合过程中，液气体积流量比m³/h ：Nm³/h为1：0.5～1：5；液气混合溶解条件为：常温～55℃，0.1～4.0MPaG，停留时间为0.5～30分钟；气液混合溶解构件可以为具有管状混合器外壳，内部装有SWN型、SMX型、SMK型、SML型、SMH型、螺旋板片、波纹板片、旋转叶片、平叶片、弯曲叶片或多孔板片等任意强化流体扰动的组件中的任意一种或几种。

本发明方法中，步骤（2）所述的富氧气液混合物中纳/微米级气体气泡尺寸为0.5nm～500nm，一般通过高压气分散设备得到。

本发明方法中，步骤（2）所述的富氧气液混合物引入位置的操作条件为：常温～55℃，4.0～10.0MPaG，优选5~8 MPaG；高压气的给量可以远大于反应过程中气体的化学耗量，一般为液气体积比（m³/h ：Nm³/h）为1：10～1：40，优选1：20～1：35，富氧气液混合物料中气相（Nm³/h）与液相（Nm³/h）的体积比为10：1～1500:1，优选为100:1～800:1。

本发明方法中，步骤（2）中的物料在加速气液混合段的停留时间为0.5～15分钟，优选1～5分钟，过短的停留时间达不到理想的气体携带量和气液混合能力，过长的停留时间会由于饱和气物流离心力的不足而失去携带气体的能力。

本发明方法中，气体释放段的停留时间与加速气液混合段的停留时间比为30:1～1:1，优选为5:1～10:1。

本发明方法中，步骤（3）所述的“油包气”型流体在前进过程中，由于碰撞、振动等原因存在部分逃逸气体，为了保证气液反应在全液相条件下进行，在进入气液反应器前需将逃逸气体释放排出，其中的逃逸气体为总气体量的0.5%～5%。逃逸气体由气相出口排出，循环使用，循环回的逃逸气体量一般情况下能够满足初步气液混合段对于气体量的需求。

本发明方法中，步骤（3）所述的氧化反应条件为：反应温度为40～55℃，优选50～53℃；反应压力0.10～0.5MPaG，优选0.2～0.25 MPaG；反应物在氧化塔的总停留时间为1～12分钟，优选4～8分钟。

本发明方法中，步骤（3）所述的氧化反应器为液相反应器，反应物料底部/或侧部进入，自顶部/或侧部流出，反应流出物至外界进行气液分离。

本发明实施例及对比例中采用的原料油为来自某厂常减压装置的常一线，具体性质见表1。实施例及对比例加氢反应中采用的保护剂/催化剂为抚顺石油化工研究院的FBN-03B01/FH-40A。

表1 原料性质

实施例1

采用附图1所述的溶氢设备和溶氢过程，溶氢设备中的初步溶氢段采用圆筒形内部填装旋叶片扰流组件，停留时间1.5分钟，低压逸出氢经无机膜管预分散为500nm尺寸的微气泡后与少量原料油混合分散后循环使用，其流量为原料质量的0.045%；加速溶氢段的收缩角15°，加速溶氢段与氢气释放段的长度比为1:5；加速溶氢段的富氢气液混合物引入位置的操作条件为：温度为160℃，压力为6.0MPaG。高压氢气分散器采用无机膜管，将氢气分散为100～300nm尺寸的微气泡后渗透至管外，与壳体内通入的液体形成富氢气液混合物料，其中高压氢气给量为原料质量的0.06%，停留时间为1分钟，富氢气液混合物料中氢气（Nm³/h）与液体（Nm³/h）的体积比为171：1；氢气释放段采用直管段，停留时间为5分钟。经由本发明的溶氢系统形成了稳定的“油包气”型流体，溶氢效果见表2。

实施例2

采用附图1所述的溶氢设备和溶氢过程，溶氢设备中的初步溶氢段采用静态混合器结构，型号为SL-12.5/25-6.4-500，停留时间1分钟，低压逸出氢经无机膜管预分散为500nm尺寸的微气泡后与少量原料油混合分散后循环使用，其流量为原料质量的0.03%；加速溶氢段的收缩角20°，加速溶氢段与氢气释放段的长度比为1:10；加速溶氢段的富氢气液混合物引入位置的操作条件为：温度为100℃，压力为5.5MPaG。高压氢气分散器采用无机膜管，将氢气分散为100～300nm尺寸的微气泡后渗透至管外，与壳体内通入的液体形成富氢气液混合物料，其中高压氢气给量为原料质量的0.065%，停留时间为3分钟，富氢气液混合物料中氢气（Nm³/h）与液体（Nm³/h）的体积比为263：1；氢气释放段采用螺旋管形式，停留时间为15分钟。经由本发明的溶氢系统形成了稳定的“油包气”型流体，溶氢效果见表2。

实施例3

采用附图1所述的溶氢设备和溶氢过程，溶氢设备中的初步溶氢段采用圆筒形内部填装多孔板片扰流组件，停留时间1.8分钟，低压逸出氢经无机膜管预分散为1000nm尺寸的微气泡后与少量原料油混合分散后循环使用，其流量为原料质量的0.015%；加速溶氢段的收缩角25°，加速溶氢段与氢气释放段的长度比为1:15；加速溶氢段的富氢气液混合物引入位置的操作条件为：温度为280℃，压力为6.0MPaG。高压氢气分散器采用无机膜管，将氢气分散为50～100nm尺寸的微气泡后渗透至管外，与壳体内通入的液体形成富氢气液混合物料，其中高压氢气给量为原料质量的0.08%，停留时间为2分钟，富氢气液混合物料中氢气（Nm³/h）与液体（Nm³/h）的体积比为385：1；氢气释放段采用U形管段形式，停留时间为16分钟。经由本发明的溶氢系统形成了稳定的“油包气”型流体，溶氢效果见表2。

实施例4

采用附图1所述的溶氢设备和溶氢过程，溶氢设备中的初步溶氢段采用圆筒形内部填装波纹板填料，停留时间0.6分钟，低压逸出氢经微孔板初步分散后与少量原料油混合分散后循环使用，其流量为原料质量的0.008%；加速溶氢段的收缩角10°，加速溶氢段与氢气释放段的长度比为1:1；加速溶氢段的富氢气液混合物引入位置的操作条件为：温度为160℃，压力为4.0MPaG。高压氢气分散器采用无机膜管，将氢气分散为500nm尺寸的微气泡后渗透至管外，与壳体内通入的液体形成富氢气液混合物料，其中高压氢气给量为原料质量的8%，停留时间为10分钟，富氢气液混合物料中氢气（Nm³/h）与液体（Nm³/h）的体积比为466：1；氢气释放段采用直管段，停留时间为10分钟。经由本发明的溶氢系统形成了稳定的“油包气”型流体，溶氢效果见表2。

实施例5

采用附图1所述的溶氢设备和溶氢过程，溶氢设备中的初步溶氢段采用圆筒形内部填装丝网填料，停留时间5.5分钟，低压逸出氢经微孔板初步分散后与少量原料油混合分散后循环使用，其流量为原料质量的0.011%；加速溶氢段的收缩角7°，加速溶氢段与氢气释放段的长度比为1:3；加速溶氢段的富氢气液混合物引入位置的操作条件为：温度为160℃，压力为5.0MPaG。高压氢气分散器采用无机膜管，将氢气分散为100～300nm尺寸的微气泡后渗透至管外，与壳体内通入的液体形成富氢气液混合物料，其中高压氢气给量为原料质量的10%，停留时间为0.5分钟，富氢气液混合物料中氢气（Nm³/h）与液体（Nm³/h）的体积比为592：1；氢气释放段采用直管段，停留时间为15分钟。经由本发明的溶氢系统形成了稳定的“油包气”型流体，溶氢效果见表2。

实施例6

采用附图1所述的溶氢设备和溶氢过程，溶氢设备中的初步溶氢段采用圆筒形内部填装S型弯曲板片填料，停留时间12分钟，低压逸出氢经无机膜管分散为1000nm的微气泡后与少量原料油混合分散后循环使用，其流量为原料质量的0.41%；加速溶氢段的收缩角28°，加速溶氢段与氢气释放段的长度比为1:17；加速溶氢段的富氢气液混合物引入位置的操作条件为：温度为80℃，压力为10.0MPaG。高压氢气分散器采用无机膜管，将氢气分散为50～100nm尺寸的微气泡后渗透至管外，与壳体内通入的液体形成富氢气液混合物料，其中高压氢气给量为原料质量的0.4%，停留时间为0.5分钟，富氢气液混合物料中氢气（Nm³/h）与液体（Nm³/h）的体积比为673：1；氢气释放段采用S型弯曲管段，停留时间为1.5分钟。经由本发明的溶氢系统形成了稳定的“油包气”型流体，溶氢效果见表2。

实施例7

采用附图1所述的溶氢设备和溶氢过程，溶氢设备中的初步溶氢段采用圆筒形内部填装W型弯曲板片填料，停留时间0.8分钟，低压逸出氢经无机膜管分散为500nm的微气泡后与少量原料油混合分散后循环使用，其流量为原料质量的1.25%；加速溶氢段的收缩角12°，加速溶氢段与氢气释放段的长度比为1:3；加速溶氢段的富氢气液混合物引入位置的操作条件为：温度为120℃，压力为18.0MPaG。高压氢气分散器采用无机膜管，将氢气分散为500nm尺寸的微气泡后渗透至管外，与壳体内通入的液体形成富氢气液混合物料，其中高压氢气给量为原料质量的0.03%，停留时间为0.8分钟，富氢气液混合物料中氢气（Nm³/h）与液体（Nm³/h）的体积比为782：1；氢气释放段采用直管段，停留时间为0.8分钟。经由本发明的溶氢系统形成了稳定的“油包气”型流体作为加氢反应器进料，溶氢效果见表2。

对比例1

采用常规的静态混合器结构，型号为SX2.3/25-6.4-500，将氢气和原料油进行混合后得到溶氢物料，溶氢效果见表2。

对比例2

同对比例1，区别在于将氢气首先采用0.1~0.2um的平板纳滤膜进行分散后再引入静态混合器与原料油混合，混合后得到溶氢物料，溶氢效果见表2。

实施例8

将实施例1~7及对比例1~2得到的溶氢物料作为液相加氢反应进料，进行加氢反应，采用常规的液相加氢反应器，反应条件及加氢效果见表3。

表2 气液混合设备的溶氢效果表

表3 加氢反应条件及反应效果表

本领域技术人员熟知，常规溶氢方法中氢气在油品中为一种乳化混合物状态，但该乳化混合物不稳定，当压力降低、外界扰动等情况下氢气会迅速逸出而发生相间分离，使油品变得透光。为此，本实施例及对比例溶氢效果的测定方法为：同一氢油比条件下根据不同溶氢方法和溶氢设备得到的溶氢物料，然后分别引入透明容器中，阳光下或打光照条件下观察，对比各种溶氢物料由不透光变为透光的时间，即为溶氢物料稳定保持的时间，时间越长，表示溶氢效果越好，即氢气能够稳定存在于油品当中。为减少实验带来的误差，实验采取多次测量求平均值的方法。

由本实施例1～8及对比例1～2的溶氢效果可以看出，采用本发明的溶氢方法和溶氢设备后，氢油乳化混合物保持时间明显延长很多，为采用现有溶氢方法的30倍以上，为采用改进型多孔滤膜溶氢效果的5倍以上，即采用该方法可以使大量氢气稳定分散在中，为一种良好的溶氢方法。用于航煤加氢反应时，与现有航煤技术相比具有以下效果：（1）可以采用更为缓和的条件，如温度和压力更低，而达到更好的效果，降低操作成本和能耗，提高催化剂使用寿命；（2）补充氢油比进一步降低，由原来的7～11降低至4～5.5，从而降低了氢气的给量和损失，从而降低了吨产品能耗；（3）能耗由现有技术的5.5～6.0kgEo/t原料降低至5.0～5.3kgEo/t原料；（4）将本发明用于柴油液相加氢过程，一方面可以省去循环油系统，使工艺流程更为简单，大幅度降低投资，反应器体积也有所减小，另一方面加氢效的果要优于现有技术，即采用较为缓和的条件而达到更好的效果，降低了生产成本。

实施例9

将本发明的气液混合设备用于蒽醌法生产双氧水的氧化单元中的气液混

合，氧化塔为一普通单节氧化塔，氢化液和空气首先进入本气液混合器发生混合，然后引入鼓泡式氧化塔发生并流氧化反应，其中的氢化液中氢效为7.5g/L，四氢蒽醌含量42g/L（总有效蒽醌含量118g/L），氧化反应温度50～55℃、压力0.2～0.25MPa，反应物料在塔内的停留时间为～8.9分钟，经氧化反应后的氧化收率为95%～97.3%，尾氧含量为3%～6%。

实施例10

将本发明的气液混合设备用于蒽醌法生产双氧水的氧化单元中的气液混

合，氧化塔为一普通上、下节氧化塔，氢化液自上节塔反应后、进入下节塔继续反应，而空气则自下节塔进入反应后、经上节塔流出，每节塔入口均采用本发明的气液混合设备，然后引入鼓泡式氧化塔发生并流氧化反应，其中的氢化液中氢效为7.5g/L，四氢蒽醌含量42g/L（总有效蒽醌含量118g/L），氧化反应温度50～55℃、压力0.2～0.25MPa，反应物料在塔内的停留时间为～9.2分钟，经氧化反应后的氧化收率为96.5%～98.0%，尾氧含量为3%～6%。

实施例11

将本发明的气液混合设备用于蒽醌法生产双氧水的氧化单元中的气液混

合，氧化塔为一普通单节氧化塔，氢化液和空气首先进入本气液混合器发生混合，然后引入鼓泡式氧化塔发生并流氧化反应，其中的氢化液中氢效为9.0g/L，四氢蒽醌含量64g/L（总有效蒽醌含量172g/L），氧化反应温度50～55℃、压力0.2～0.25MPa，反应物料在塔内的停留时间为～9.5分钟，经氧化反应后的氧化收率为95.2%～97.0%，尾氧含量为3%～6%。

对比例3

蒽醌法生产双氧水的氧化过程采用常规氧化工艺流程，氧化塔为一普通氧化塔，分为上、下两节，氢化液自上节塔反应后、进入下节塔继续反应，而空气则自下节塔进入反应后、经上节塔流出，氢化液中氢效为7.5g/L，四氢蒽醌含量42g/L（总有效蒽醌含量118g/L），氧化反应温度50～55℃、压力0.2～0.25MPa，反应物料在塔内的停留时间为～22分钟，经氧化反应后的氧化收率为88%～92%，尾氧含量为4%～7.5%。

由本实施例9～10及对比例3的效果可以看出，采用本发明的气液混合设备及常规的氧化塔结构，可以大幅度提高氧化速率和氧化收率，使得在与传统技术相同的反应条件下达到完全氧化时的氧化收率提高5～10个百分点，缩短氧化时间30%～60%。

Claims (27)

1.一种气液混合设备，包括气液混合设备壳体，其特征在于：气液混合设备壳体内部包含若干并联气液混合组件；所述的气液混合组件为腔体结构，沿物料流动方向依次为初步气液混合段、加速气液混合段和气体释放段，各段之间相互贯通；其中加速气液混合段为锥形收缩结构，加速气液混合段的起始端连接高压气分散设备，气体释放段的中后部设置气相出口，气体释放段末端设置液相出口；气体释放段的气相出口与气体微分散设备连接，气体微分散设备经管线与初级气液混合段连接。

2.根据权利要求1所述的气液混合设备，其特征在于：所述的初级气液混合段内部装有强化流体扰动组件，初级气液混合段起始端连接液体原料进料管线和气体原料进料管线，引入的气体原料和液体原料经初级气液混合段内部装有强化流体扰动组件混合为溶解气物流。

3.根据权利要求2所述的气液混合设备，其特征在于：强化流体扰动组件为SWN型、SMX型、SMK型、SML型、SMH型、螺旋板片、波纹板片、旋转叶片、平叶片、弯曲叶片或多孔板片中的一种或几种。

4.根据权利要求1所述的气液混合设备，其特征在于：所述的加速气液混合段的收缩角为10°～30°。

5.根据权利要求1所述的气液混合设备，其特征在于：所述的高压气分散设备用于将气体通过含有纳/微米孔道的分散介质分散到油相中，形成富气气液混合物料；所述的含有纳/微米孔道的分散介质为膜管微分散器、微孔板或微孔材料；高压气分散设备包含将高压气体引入的高压气进料管线、将油相引入的油相引入管线和将富气气液混合物料引出至加速气液混合段起始端的引出管线。

6.根据权利要求1所述的气液混合设备，其特征在于：所述的气体释放段为一定长度的管状结构；管状结构的截面形状为方形、圆形、多边形或椭圆形中一种或几种，管状结构为直管和/或弯管；长度的设置根据体系液气比和物料所需停留时间进行设置。

7.根据权利要求1所述的气液混合设备，其特征在于：所述的加速气液混合段中锥形收缩结构的长度与气体释放段的长度比为1：1～1：20；其中所述的加速气液混合段的长度是指锥形收缩结构的中心轴长度，所述气体释放段的长度指物料在气体释放段实际流过直管或弯管的距离。

8.一种权利要求1~7任一权利要求所述的气液混合设备在气液两相反应中的应用。

9.根据权利要求8所述的应用，其特征在于：所述的反应为烃油的液相加氢反应、烯烃加氢、脂肪酸酯加氢、蒽醌法生产双氧水中的氢化反应、酸性气的吸收反应、有机物氧化反应、有机物氯化反应、甲醇羟基化反应、异丁烯被硫酸吸收或烯烃在有机溶剂中聚合反应。

10.根据权利要求9所述的应用，其特征在于：所述的酸性气的吸收反应为SO₃被硫酸吸收、NO₂被稀硝酸吸收或CO₂、SO₂、H₂S被碱液吸收的反应过程；有机物氧化反应为蒽醌法生产双氧水过程中的氧化过程、链状烷烃氧化成酸、对二甲苯氧化生产对苯二甲酸、环己烷氧化生产环己酮、乙醛氧化生产醋酸或乙烯氧化生产乙醛反应；所述的有机物氯化反应为苯氯化为氯化苯、甲苯氯化为氯化甲苯、十二烷烃的氯化或乙烯的氯化。

11.一种气液混合方法，其特征在于包括如下内容：（1）液体原料与气体原料在初步气液混合段进行混合，得到气液混合物流；（2）将（1）形成的气液混合物流引入加速气液混合段，与自加速气液混合段切向引入的富气气液混合物料混合，气液混合物流沿加速气液混合段管壁裹挟着富气气液混合物料呈螺旋式前进运动，形成一种“油包气”型流体；（3）“油包气”型流体流经气体释放段，将“油包气”流体中的逃逸气体释放、排出，得到含有大量气体的稳定 “油包气”型流体。

12.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：步骤（1）所述的气体直接通入初级气液混合段与原料油进行混合溶解，或对气体进行预分散后再进入初级气液混合段与原料油混合溶解，预分散气体的气泡尺寸为100～1000nm。

13.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：步骤（1）所述的气液混合过程中，液气质量比为0.001%～0.5%；液气混合溶解条件为：常温～360℃，0.1～4.0MPaG，停留时间为0.5～30分钟；气液混合溶解构件为具有管状混合器外壳，内部装有SWN型、SMX型、SMK型、SML型、SMH型、螺旋板片、波纹板片、旋转叶片、平叶片、弯曲叶片或多孔板片强化流体扰动的组件中的一种或几种。

14.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：步骤（2）所述的富气气液混合物中纳/微米级气体气泡尺寸为0.5～500nm，通过高压气分散设备得到。

15.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：步骤（2）所述的富气气液混合物引入位置的操作条件为：常温～360℃，4.0～20.0MPaG；气液质量比为0.001%～15%，富气气液混合物料中气液体积比为10：1～1500:1。

16.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：步骤（2）中的物料在加速气液混合段的停留时间为0.5～15分钟。

17.根据权利要求11所述的方法，其特征在于：气体释放段的停留时间与加速气液混合段的停留时间比为30:1～1:1。

18.一种蒽醌法生产双氧水的氧化方法，其特征在于：采用了上述权利要求1~7任一权利要求所述的气液混合设备。

19.一种蒽醌法生产双氧水的氧化方法，其特征在于：（1）首先将含氢蒽醌衍生物的工作液与含氧气体在气液混合设备的初级溶气段进行混合，得到气液混合物流；（2）将（1）形成的气液混合物流引入加速气液混合段，与自加速气液混合段切向引入的富氧气液混合物混合，气液混合物流沿加速气液混合段管壁裹挟着富氧气液混合物呈螺旋式前进运动，形成一种“油包气”型流体；（3）“油包气”型流体流经气体释放段，将“油包气”流体中的逃逸气体释放、排出，得到含有大量气体的稳定 “油包气”型流体；（4）将步骤（3）得到的物料引入氧化反应器进行氧化反应。

20.根据权利要求19所述的方法，其特征在于：步骤（1）所述的含氧气体进行预分散后再进入初级气液混合段与原料油混合溶解，预分散气体的气泡尺寸为100nm～1000nm；所述的含氧气体为纯氧、氧气和惰性气的混合物、空气中一种。

21.根据权利要求19所述的方法，其特征在于：步骤（1）所述的含氢蒽醌衍生物的工作液与总含氧气体的体积流量比为1：10～1：40，其中工作液的体积流量单位为m³/h，含氧气体的体积流量单位为Nm³/h。

22.根据权利要求19所述的方法，其特征在于：步骤（1）所述的气液混合过程中，液气体积流量比m³/h ：Nm³/h为1：0.5～1：5；液气混合溶解条件为：常温～55℃，0.1～4.0MPaG，停留时间为0.5～30分钟。

23.根据权利要求19所述的方法，其特征在于：步骤（2）所述的富氧气液混合物中纳/微米级气体气泡尺寸为0.5～500nm；富氧气液混合物引入位置的操作条件为：常温～55℃，4.0～10.0MPaG；液气体积比m³/h ：Nm³/h为1：10～1：40。

24.根据权利要求19所述的方法，其特征在于：步骤（2）中的物料在加速气液混合段的停留时间为0.5～15分钟。

25.根据权利要求19所述的方法，其特征在于：气体释放段的停留时间与加速气液混合段的停留时间比为1:1～30:1。

26.根据权利要求19所述的方法，其特征在于：步骤（3）所述的氧化反应条件为：反应温度为40～55℃，反应压力0.10～0.5MPaG，反应物在氧化塔的总停留时间为1～12分钟。

27.根据权利要求19所述的方法，其特征在于：步骤（3）所述的氧化反应器为液相反应器，反应物料底部/或侧部进入，自顶部/或侧部流出，反应流出物至外界进行气液分离。

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