CN1121260C - 改进的反应器系统 - Google Patents

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Abstract

一种有强制循环的管壳式换热器型反应器被用来改善液-液，气-液和气-液-固放热反应的传热和传质。生产率和选择性均得到了提高。

Description

改进的反应器系统
许多在商业操作中进行的液相氧化和加氢反应在本质上是强放热的。在这类操作中排除反应热的能力常常限制了自给定的反应器容积可以得到的产量。需要排热的放热反应一般是在有冷却夹套的搅拌釜反应器，有内冷却盘管的搅拌釜反应器，有外侧线冷却系统的搅拌釜反应器，或有传热管的鼓泡塔反应器中进行的。在所有情况下，反应热都是自热反应液体经固体表面传到一种例如冷却水的冷却器流体，一种制冷剂中，或是将水蒸发来发生蒸汽。
在所有这些系统中传热是由下列公式表述的：
                 Q＝rHrV           (1)；
                 Q＝UAΔT           (2)；以及因此：
                 rHr＝(A/V)UΔT    (3)；其中Q是总热负荷，r是容积反应速率，Hr是反应热，V是反应器容积，U是总传热系数，A是传热表面积，以及ΔT是反应器液体和传热流体间的温度差。式3的左侧是容积反应热或反应器的发热量，而右侧则是容积传热能力。
式3表明发热量随反应速率而提高，以及为了实现稳态操作，当反应速率提高时，系统的传热能力也必须提高。该式还表明当(1)传热表面积与反应器容积之比达到最大，(2)总传热系数U达到最大，以及3)温差推动力ΔT达到最大时，传热能力也达到最大。
面积与容积比A/V是由反应器和热交换系统的几何尺寸决定的。
传热系数U是流体性质，以及在较小程度上是换热器结构材质的函数。增加或减少反应流体和/或传热流体的流量可以提高或降低U。冷却流体的流量通常受到压降，以及在某些情况下受到温度的限制。依传热系统不同，反应液体的流量受到搅拌器的功率消耗或压降的限制。
温度差ΔT可通过提高反应温度和/或降低冷却流体温度来增加。反应温度通常被固定，以提供一个给定的反应速率和/或使副产物的生成降至最低。因此通常不希望提高反应温度。冷却流体的温度通常由可获得的冷却水的温度，制冷的成本或蒸发系统的蒸汽品质限定。
在进行放热反应的传统的反应器系统中，带夹套的反应容器的一个基本特点是它们的A/V比较低。由于A随着D增加，在此D是反应器直径，而V随着D2增加，因此A/V随着反应器尺寸的增加而降低。所以带夹套的反应器一般用于至多100加仑的小容积的场合。
有内冷却盘管的搅拌釜反应器的A/V比值一般比带夹套的容器大，尤其当容器尺寸变大时。但是盘管受到一些限制。使盘管直径最小时传热面积达到最大，但是盘管内的压降为盘管直径规定了一个下限。有可能通过在反应器内装设一些盘管来提高A/V比。然而这往往会在反应器内造成不均匀的流动分布，从而导致反应物混合不良，和形成不合乎需要的副产物。从设备角度看，在反应容器内支撑多组盘管也是困难的。因此有内冷却盘管的反应器一般用在100和20,000加仑之间的中等尺寸的场合。在如食用油生产的加氢系统和如将铜氧化成硫酸铜的无机氧化反应中，这种反应器构型是十分常见的。
消除几何尺寸和流动对A/V比的限制的一种方法是采用进行外冷却的侧线冷却系统。这种反应器构型通常被用于在苯酚生产中将异丙基苯氧化成过氧化氢异丙苯的反应，以及某些加氢反应系统中。
在这类侧线系统中，利用泵将一个侧线物流送过换热器或其它冷却系统，并使被冷却的反应液返回到反应容器中。原则上A/V比不受与反应器几何尺寸有关的因素限制。但是有一些与这类系统有关的其它可能的问题。由于冷却是在反应容器以外进行的，冷却器通常是在一个比反应温度低很多的温度下操作的。这样所需的换热面积和/或冷剂流量会成比例地增加。另外在气-液反应器系统，例如空气氧化，氧气氧化或加氢反应系统中，必须防止反应物气体进入外冷却系统。气体往往会从液体中逸出而聚集在换热器和有关管路高点的气阱中。这会使换热器的效率降低。气体还会聚集在循环泵内，造成泵的气蚀和气阻。在气体是空气或氧气的氧化体系中，聚集在外热交换系统中的气体可能会引起爆炸危险。有可能防止气体进入外热交换回路。然而在许多情况下，在反应物的良好混合是很重要的反应体系中由于反应物的缺乏，会引起副产物生成的增加。
鼓泡塔反应器的A/V比值一般都非常高。在用于生产有机酸的一种构型中，鼓泡塔的构型像一台立式管壳式换热器。反应发生在管程内，而冷却流体则循环在壳程中。气体被喷入到一些换热器管中。而液体在喷入气体的管中气泡的提升作用下进行循环。因此在有气体喷入的管中，有向上的流动和气液接触。在其余的管内，则有向下的流动而无气液接触。这种构型有两个缺点。在有反应物的管程中，液体流速被限制为气泡的上升速度，通常在1-5英尺/sec。这个流速极限使传热系数U受到限制。另外，有向下流动的管子并不暴露于反应物气体。可能因下流管内气体的缺乏而造成容积反应速率的降低和/或副产物的生成。
另一种在通过对二甲苯的连续氧化和酯化生产对苯二甲酸二甲酯的所谓Witten工艺中通常采用的鼓泡塔构型是采用垂直管，使反应物流体在其外部，而冷却流体在其内部。这种构型在机械上很难实现，但是若所需的反应容积很大时，则是有利的。在这类系统中，进料气体被喷入反应器底部。进料气体往往聚集成一个羽状气柱，这样在反应器的一个区域中有一个上升气柱，而在其它区域中则是无气体的下流液体。这就形成了和以上所述同样的条件，即在反应物侧传热系数受到限制，而在下流区域则是气体缺乏的条件。此外由于反应物侧的流动是不均匀的，因此这种构型可能在气柱附近产生热点。这些热点可能因过氧化而引起不希望有的副产物的形成。
传质方面的考虑也很重要，在气液反应体系中尤其如此。如果传质是反应速率的限制步骤，反应器的生产能力将由传质决定。传质限制所造成的反应物耗尽还可能导致副产物的生成，使反应选择性降低。在以空气为原料的氧化体系中这类问题的发生是大家所熟知的。
以空气为原料的鼓泡塔和搅拌釜反应器系统有着固有的传质限制。氧的传质正比于含氧气泡中氧的浓度或分压。在鼓泡塔或搅拌釜反应器的一个空气泡中氧的浓度在鼓泡器处仅为21％。随着氧气溶解在反应液体中，并被反应所消耗，以及随着液体蒸发到空气泡中，空气泡内的氧分压降低，而作为空气中的一种组分的氮的分压，以及蒸发的有机物的分压则增加。因此与空气相关的传质推动力必然低于用纯氧作为反应物气体的情况。
在传统的搅拌釜和鼓泡塔反应器设计中，必须将出口废空气流的氧气分压保持在按无有机物为基的5％的安全限以下，以防止在反应器的气体空间形成可燃气体混合物。这样在传统反应器设计中气相氧浓度被保持在空气进料点的21％和废气出口的5％之间。在鼓泡塔中，空气在反应器底部注入。气泡通过液体上升，气相氧浓度由底部的21％变化到反应器顶部的5％。在一个良好混合的搅拌釜反应器中，系统中的平均氧浓度到处都是5％。因此对于一个给定的操作压力，传统反应器系统的安全因素严重地限制了可以得到的传质推动力。提高系统的总压，以提高氧气分压，或用相对大量的一种惰性气体，例如氮气来吹扫液面以上空间可以多少改善这种情况，不过这些可采用的方法通常都是非常昂贵的。
传统的以空气为原料的反应器系统所固有的受到限制的传质推动力的最终结果是在提高反应温度和反应器生产能力时，更容易出现氧气短缺的情况，以及伴随的产品选择性的恶化。
另一个限制氧传质能力的因素是含氧气体的气泡在液相中均匀分散的程度。如果液相的某些区域不暴露于含氧气体气泡，那些区域将发生氧气短缺和副产物的形成。因此在整个反应器中有良好的气泡分散是至关重要的。
在传统的鼓泡塔反应器或气升式鼓泡塔反应器中，气泡自反应器底部引入。它们因浮力作用而通过反应液体上升。气泡造成一种循环的液体流型。在鼓泡塔反应器中，往往是通过反应器中央向上流动，而在靠近反应器壁面处则向下流动。含氧气体气泡往往集中于中央的向上流动区，因而使靠外的向下流动区会出现气体短缺和发生副产物生成反应。在气升式鼓泡塔中一般是将氧气喷入气体提升换热器管中，从而在这些管中形成向上的液体流动。其它无鼓泡器的管则是为再循环流动而提供的。在向下流动的管中经常出现氧缺乏的情况，以及因此而发生副产物形成反应。
脂族酸的生产是传热和传质非常重要的氧化体系的一个具体实例。脂族酸是由一种醛和氧根据以下反应式发生的液相反应生产的：
                    醛和相应的酸可以是直链或支链的，碳原子数可以从3变化到12。前体醛类通常是利用低压羰基合成(LPO)工艺制造的。因此衍生物酸通常被称为羰基合成酸(Oxo酸)。也可以通过LPO法以外的其它方法得到或生产醛类，但还是将这类化合物称为Oxo酸。对这种方法来说，醛的来源并不是关键。
在这类酸的商业生产中，成为酸的选择性一般在80％和99％之间。选择性随链长和侧链或支链数而降低。例如，有3个碳原子(C3)的丙醛到丙酸的选择性优于有5个碳原子(C5)的戊醛到戊酸的选择性；直链五碳分子戊醛到戊酸的选择性优于支链C5的2-甲基丁醛到2-甲基丁酸的选择性。在商业实践中，可以将副产物抑制剂加到某些这类系统中，以改善选择性。
在液相醛氧化反应中，氧一般是靠传质从空气泡进入到液体中。氧化反应在液相中发生；或发生在液相主体中，或发生在围绕空气泡的液膜中。氧的不足，即在反应液体中缺少溶解的氧会促进副产物的生成反应，并因此而降低醛到酸的选择性。因此从气相到液相氧的充分的传质对于在液相中保持足够的溶氧浓度，以抑制副产物的生成反应是很重要的。
已经发现副产物的形成随反应温度而增加。由于反应速率一般随温度而提高，在较高的温度下该反应消耗氧更快，而且需要更多的氧才能防止缺氧情况的发生。所以随着温度的提高，气-液传质的限制会变得更差，因此防止会导致副产物形成的缺氧情况的发生将变得更加困难。在缺氧条件下形成的副产物是甲酸酯，酮和醇类。
由于醛到酸的转化会随着温度而增加，因此有可能通过提高温度来增加反应器的产量。但是如果温度的提高使反应体系进入缺氧状态，或使已有的缺氧条件变得更差，副产物生成反应将会增加，而转变成酸的选择性将会降低。
Oxo酸一般是在空气鼓泡搅拌釜或鼓泡塔气升反应器中生产的。在商业反应条件下，放热的氧化反应产生的反应热是很大的。虽然搅拌釜反应器已被用于Oxo酸的生产，但最好是用构造成立式管壳换热器的鼓泡塔反应器，因为它们有较高的A/V比。
在鼓泡塔反应器中，空气被喷入到某些换热器管的底部，但其余的管子则不喷入空气。喷入和不喷入空气的管子的这种组合使得在反应器内形成一种循环液体的流动。当空气上升通过喷气管时，氧从空气传递到液相中，在那里和醛反应生成酸。在不喷入空气的管内则没有氧到液体的传质。
在这种反应器构型中，热交换发生在所有管中，A/V比很高。但是因为管程流速被限制为一般是1-5英尺/sec的气泡上升速度，所以传热系数U受到一定限制。此外由于一部分管子不喷入气体，这些管子在传质受限制或缺氧的模式下操作。因此和喷入空气的管子相比，在这些不喷入空气的管子中副产物的形成更多。和在喷入空气的管子内用空气作为氧化剂相联系的固有的传质限制也将促进副产物的形成。
通过以上叙述可以意识到在本领域中非常需要对进行氧化，加氢和其它放热气-液操作的反应器系统的改进。这些改进与前文所述的传统反应器系统相比应能缓和对传热的限制和改善传质性能。
本发明的一个目的是提供一种改进的用于进行氧化，加氢和其它放热气-液操作的反应器系统。
本发明的另一个目的是提供一种能缓和对传热的限制和改善放热的气-液操作的传质性能的反应器系统。
考虑到这些以及其它的目的，在下文中将对本发明进行详细介绍，在所附的权利要求中将着重指出它的新颖特点。
和一台管壳式换热器型反应器一起采用强制循环来改善放热反应器系统的传热和传质。由此得到反应器容积生产率和改进的选择性。
根据以下附图将对本发明做进一步的详细说明：
图1是本发明适用于液-液反应的反应器系统的一种实施方案的侧视结构图；
图2是本发明适用于气-液反应的反应器系统的一种实施方案的侧视示意图；
图3是本发明适用于带有吹扫的单程气-液反应的反应器系统的一种实施方案的侧视示意图；
图4是本发明适用于利用搅拌叶轮来强化气-液反应的反应器系统的一种实施方案的侧视示意图；
图5a-5f是本发明另一种实施方案的示意图。
本发明的目的是通过采用一种管壳式反应器构型，以获得高传热表面与反应器容积比A/V，以及因反应液体的强制循环而被提高的传热系数U而实现的。对于气-液反应体系，采取了措施以获得在整个反应容积中的气体循环，由此改善了反应的生产率和反应的选择性。在其各种实施方案中，本发明使用一种有利于进行有两种或多种液体反应物的液相反应，以空气或氧气为氧化剂的放热氧化反应体系，加氢反应和其它放热的气-液反应体系的改进的反应器系统。这种系统可以使用或不使用一个固体催化剂相。
在图1所示的本发明的实施方案中，立式管壳式换热器型反应器1有一个位于其中央的空导管2。搅拌叶轮3位于所说导管2内，用于使液体循环下流，经过该导管进入底部混合室4，然后向上流过换热器管5。该反应器的性能更像一台良好混合的搅拌釜反应器，因为其底部混合室4提供了液体的整体混合。但由于搅拌叶轮3的泵送作用，使液体以很高流速通过换热器管5循环，更像一个外冷却系统。因为循环通道完全被换热器管5定义和限定，该系统不会出现在安装有盘管的传统的搅拌釜中可能发生的流动分配问题。所示方案特别适合于液-液反应，使一种液体进料由进料管线6经过控制阀7进入反应器1的上部8，而第二种液体进料由进料管线9经流量控制阀9a至所说上部8。冷却水经入口管10进入反应器1，并经出口管11排出。使液体进料上升流入和反应器1通过流体连通的上部室12，在其中建立液位13。液体产品自底部混合室4经过装有控制阀15的产品排出管道14排出。液位控制器16与上部室12相联，接受作为反应器液位的输入信号17，并将输出信号18送至流量控制阀15，以便维持所需的液位13。驱动电机19与驱动轴20相联接，用于驱动搅拌叶轮3。如图所示，提供了上挡板21和下挡板22，以促进所需的液体在空导管2中向下的循环和在所说换热器管5中向上的循环流动。
所示系统的特点在于因其几何结构而致的高A/V比，以及因强制循环流动而致的高传热系数U。所以本发明的图1方案特别适合于放热的液相反应。
图2说明了一种适合于不可燃的放热气液反应，尤其是加氢反应，和以空气或氧气为原料的氧化反应的实施方案。在这种方案中，立式管壳式换热器型反应器23有位于其中央的空导管24。叶轮25位于导管24内，用于使液体向下流经该导管循环至底部混合室26，并通过换热器管27向上流动。进料液体经过有流量控制阀29的进料管线28进入反应器23的上部30。气体反应物进料经过有流量控制阀32的管线31进入上部室33。所说控制阀用于依对信号32a或32b的响应，控制反应器压力或进料气体流量。正如在图中可以看到的，这股气体在液面以上被引入，反应器23中的所说液面34高于叶轮25的位置。冷却水经入口管35进入反应器23，并经出口管36被排出。所说叶轮25与被驱动电机38驱动的驱动轴37相联接。上挡板39和下挡板40的位置促使液体能流入空导管24的顶部，并从底部混合室26向上流动。
反应产物自反应器23底部经过有流量控制阀42的产品排出管线41排出。液位控制器43用于接受来自反应器23的输入信号44，并将输出信号45送至流量控制阀42，以便将反应器23中的液体控制在所需的液位34处。气体自上部室33经过有流量控制阀47的管线46排出，该控制阀根据输入控制信号48和49的命令进行背压控制或排空流量控制。
在图2的方案中，反应物气体借叶轮25向下的泵吸作用在导管上部入口处产生的旋涡作用被吸入导管24。因此叶轮在液相中产生一种气体分散作用，而液体则经过导管向下循环流入底部混合室26，并向上流经换热器管27。未反应的反应物气体，惰性的氮气或副产物气体逸入位于液面34以上的上部室33中的气体空间30，在那里与新鲜进料气体混合，并被吸入回到反应器23中的循环液体中。
图2方案的反应器系统与传统的反应器系统相比有一个双重的优点。首先，它有前文所述的有利的流体流动和传热特性。由于反应物气体从反应器顶部被引入，它还被循环通过包括所有的换热器管在内的整个反应器容积。因此反应器的整个容积都被用于传质，反应速度在整个反应器中都达到最大，而因反应物气体短缺造成的副产物生成则降至最少。在以空气为原料的体系中，用氧气进料代替空气进料可以进一步强化传质。
图3所示的本发明的实施方案特别有利于反应物气体可以和反应物液体上方的蒸气形成可燃气体混合物的反应体系，如像在以空气或氧气为原料的有机化合物的氧化反应体系。在这类场合中空气或其它反应物气体被直接喷入到液面以下叶轮的吸入口中。在气体喷入点处会形成一种可燃气体混合物。但由于气体被分散在液体中，火焰不可能在液体中传播，所以是没有危险的。气液分散体被泵向下通过导管送入底部混合室，并向上通过换热器管，在这一方面流动路径和图1和2的方案是相同的。然后气体自液相中逸出，聚集在液体上的气体空间中。这种结构也具有带有泵的管壳式设计所产生的有利的传热和流体流动特性这种优点，因为反应物气体循环通过整个反应器容积。整个反应器容积的生产量达到最大，而在无气的管子中可能发生的反应物短缺的可能性被降为最小。
在图3的方案中，立式管壳式换热器型反应器51有一根位于其中央的空导管52。和本发明的其它方案一样，搅拌叶轮53位于所说导管52内，最好是在其上部，它被用于使液体向下循环流经所说导管52进入底部混合室54，再向上流过换热器管55。液体进料经过有流量控制阀57的进料管线56，最好是进入反应器51的上部58。空气或富氧的进料气体经过有流量控制阀59a的进料管线59进入反应器51的上部58，因而与反应器51循环流动的液体一起被吸入搅拌叶轮53的吸入口。冷却水经入口管60通过反应器51，并经过出口管61排出。使在所说上部58中的液体升至液位63，上部58和一个有顶部气相的上部室62通过流体连通，气体从顶部气相经过有流量控制阀65的排气管线64排空。产品自底部混合室54经过有流量控制阀67的管线66排出。液位控制器68用于接受表示液位63的输入信号69，并将输出信号70送至流量控制阀67，从而保持所需的液位63。驱动电机71和驱动轴72相联，用于驱动搅拌叶轮53。提供了上挡板73和下挡板74，以促成所需的液体在导管52中的向下循环，和在所说换热器管55中的向上循环。
在图3的方案中，所提供的背压控制器75接受作为上部室62中压力的输入信号76，并将输出信号77送至排气管线64上的流量控制阀65。此外，利用有正常流量控制设备，如阀79的惰性吹扫气管线78将吹扫气引入上部室62或反应器51中液位63的上方。用氧分析器80接受作为上部室62中氧浓度的输入信号81，并将输出信号82送至紧急流量控制阀83，使得额外数量的惰性吹扫气能通过紧急流动管线84进入液位63上方的反应器51或上部室62。
在可燃系统中，必须消除在废气流中形成可燃气体混合物的可能性。例如在一种有机液体和空气的氧化反应中，必须将废气中的氧含量降到通常在8-12％的可燃氧浓度以下。在实践中氧浓度被降到5％以下，以提供足够的安全系数。在此方案中使用空气时，气体中的氧浓度可以因反应而从注入点的21％降到废气中的低于5％。传统的反应器正是以这种方式运行。用另一种方法可以将氮或其它稀释气体加到废气中，使氧浓度降到5％以下。如果在方案中使用纯氧或接近纯氧也必须使氧反应掉，或如上所示将一种惰性稀释气体加到废气中。但是因较高的氧浓度，使系统的传质性能得到了改善。
图4表示了一种在反应物气体可以和液相上的蒸气形成一种可燃气体混合物的系统中优先选用的方案。本方案特别有利于有机化合物和纯氧的氧化反应。在此方案中氧在液面下被注入，其流型与在以上方案中所述的相同。但在此方案中利用一个气体限制挡板将气流从换热器管顶部直接引回到导管的吸入区中。使氮或其它惰性气体通过反应器上部的气体空间，以保证将自气体限制挡板下逸出的氧稀释到低于5％的浓度。这种安排对于传统的有加强的传热能力的LOR反应器系统是一种新颖和有益的改进，使LOR系统能适合于强放热的反应。
在图4的方案中，立式管壳式换热器型反应器101有位于其中央的空导管102。搅拌叶轮103位于所说导管102内，用于使液体反应物向下循环，经过该导管进入底部混合室104，并向上流经换热器管105。有机液体进料经过有流量控制阀107的进料管线106进入反应器101的上部108。利用有流量控制阀109a的氧气进料管线109，使氧或一种含氧气体进入所说的上部108。冷却水通过入口管110进入反应器101，并经过出口管111排出。使有机液体进料向上升入到上部室112中，在其中建立液面113。液体产品自底部混合室104经有流量控制阀115的产品出料管线114排出。液位控制器116与上部室112中的测量元件相联，接受作为反应器中液位的输入信号117，并将输出信号118送至流量控制阀115，以保持所需液位113。驱动电机119与驱动轴120相联，用于驱动搅拌叶轮103。提供有上挡板121和下挡板122，以促成所需的液体在空导管102中的向下循环，和在所说换热器管105中的向上循环。应注意到气体限制挡板123位于反应器101的上部上挡板121之上。虽然保持了反应器101中液体和上部室112中液体之间的流体连通，但所说气体限制挡板123起了使不希望有的未反应气体进入所说上部室112到液面113和顶部气相的流动最少发生的作用。
在图4的方案中，所提供的背压控制器124接受作为上部室112中气相126压力的输入信号125，并将输出信号127送到装有冷凝器130的排气管129上的流量控制阀128去，冷却水经过管线131进入冷凝器，经过管线132排出。此外，利用氮或其它惰性吹扫气管线133将吹扫气引入上部室112的气相126中。氧分析器134用于接受作为所说气相126中氧浓度的输入信号，并将输出信号136送至正常吹扫气流量控制阀137，而且如果需要还将输出信号138送至紧急吹扫气流量控制阀139，以便能使额外数量的吹扫气流入上部室112的所说气相136中。
在Oxo酸的生产，即由相应醛的氧化反应生产脂族酸的过程中，利用本发明和气升管壳式鼓泡塔反应器有关的反应器系统获得了更高的液体循环速度，以及因此更高的传热系数。
在本发明的反应器系统中，氧被用来改善羰基合成醛到相应酸的氧化反应的选择性。使用氧气时氧化反应器中含氧气泡中氧的分压比在空气中本身受到限制的氧分压要高得多。因此使用氧气时传质推动力更大，会导致副产物形成的缺氧条件发生的可能性也更低。
本发明所讨论的反应器是一种良好混合的搅拌釜反应器系统，因此氧气泡被均匀分散于整个液体中。这样在所说反应器中没有因为气液不良接触而形成的缺氧区域。此外对于所说反应器，气泡中氧浓度为5％或更低的要求并不适用。因此依作为一种稀释剂的液体的蒸气压不同，气泡中氧的平均浓度比在使用空气的传统反应器中要高得多。在液体蒸气压很低的系统中，平均氧浓度可达到95％或更高。与在传统的以空气为原料的搅拌釜反应器中平均5％的氧浓度，以及在鼓泡塔反应器中平均13％的浓度相比这是很有利的。
整体上较高的传质速度改善了氧的传质，从而增加了可用于液相中反应的氧的数量，并由此降低了与缺氧条件相联系的选择性的损失。整体上较高的传质速率还使得可以在比传统的以空气为原料的反应系统更低的温度和压力下操作。尤其是在较低温度下操作能进一步减少副产物的形成，和提高选择性。
本发明一种优先选择的实施方案是使用一种如图4所示的在中央有一个导管的管壳式换热器。如式1所示，系统的热负荷由反应热，所需的容积反应速率和反应器容积决定。固定反应速率通常也就固定了反应温度和压力。一旦知道了热负荷，反应温度和压力，就可以利用标准方法来确定总传热系数U，所需的传热表面积A和温度差ΔT。这些步骤将在下文中叙述。
一旦确定了反应器容积就可以根据为得到充分的反应物混合所需要的功率输入判据，以及对于液体和循环的流动判据来选择混合叶轮或泵。这些判据是进行混合和换热设备常规设计的技术人员所非常熟悉的。对于气液混合系统，所需功率通常为大约5HP/1000加仑液体，但是此数值随反应系统不同而变化很大。流动判据是双重的。首先最好是使通过换热器管的流速达到最大，以使传热系数U达到最大。但是通过换热器管的压降随流速的平方而增加。因此对一个给定的系统来说有一个最佳速度。在气液系统中很重要的第二个泵送判据是必须将导管中的液体流速保持在1英尺/sec的最小值以上，最好是2.5英尺/sec以上，以保证气体能被向下带经导管。
由于反应器设计是根据所需的混合叶轮或泵的特性进行的，因此叶轮的尺寸和转速是根据所需的混合功率和反应器容积选择的。这就确定了叶轮的泵送特性，包括流量-压头关系曲线。传热表面积A是根据式2利用一个估计的U估算的。一旦估算出A和流量，就可以很容易地确定系统的几何尺寸了。
设计的目的是使A/V比达到最大，因而使容积传热能力达到最大，这又使反应器的产量达到最大。因此希望用小直径的换热器管。但是随着管尺寸降低，管内的压降却提高了。因此对每个设计都有一个最佳值。根据估算的流量，可以改变换热器管直径，管数和管长，以给出所需的A和可接受的压降值。通常以1英寸或3/4英寸直径的换热器管为最佳。
一旦知道了管径，管长和流量，就可以完成U和ΔT的详细计算。如果计算得到的U未大到足以满足式1，就必须增大混合叶轮的尺寸和转速。用另一种办法，也可以增大传热表面积A。传热领域的技术人员了解如何调整设计参数以满足传热要求。应该注意到，在最终设计中传热和混合功率这两个判据都必须被满足。
在确定了叶轮尺寸，及换热器管直径，长度和数目以后，反应器几何结构计算的其余部分就可以完成了。导管直径由混合叶轮直径决定。换热器管在导管周围按标准三角形间距排列。优先采用三角形间距是因为它给出了比四边形间距或径向排列更大的A/V比。在排列好换热器管以后，反应器的整体直径也就确定了。
上封头的几何尺寸决定于所采用的反应器构型。在液体反应器构型，以及气体从气相空间被向下吸入的气液反应构型(通称为AGR构型)中，主要的设计约束条件是保证横跨换热器管顶部的流型是对称的，从而在换热器管中能产生一种均匀的流动分布。这是通过采用一个园锥形外壳和一个扩张口的导管入口段一起实现的。这种对称的园锥形布置保证了离开换热器管的流动逐渐和均匀地加速，从而使叶轮吸入口能以相等的速率从所有换热器管吸入液体。
在反应物气体自液面下注入，一次通过反应器，而未反应的气体作为废气被排空的情况下，必须防止在导管的吸入流动中带入废气。上述的对称园锥形布置也是必需的。在这种情况下，对称锥体出口的定位必须使从锥体顶端到导管吸入口的流路足够长，以保证在液体进入导管以前气泡能从液体中逸出。
在上封头中使用气体限制挡板的情况下，也需要采用对称园锥布置。在Kingsley的美国专利5,451,349中披露了其它与气体限制挡板有关的设计约束条件。
底部混合室是由一个和换热器管板直径相同的园锥形或碟形封头制成的。在附图中所示的是一种园锥形封头。可以调整这个封头的容积，以使反应器的总容积和所要求的反应器容积相一致。
在下封头中使用一块十字形挡板，以帮助保证横跨换热器管有均衡的流动分布。十字形挡板用于将自导管底部排出的流体分成四个指向径向方向的相等的部分。
在连续排出产品的气液反应器系统中，使用一块附加的挡板，从液体产品中分离出气泡。这并不是本发明的一个关键部件，因为有许多方法可以实现这一目的。
如果在气液反应中所使用的反应器系统中，如图2-4所示是将未反应的气体导入液体上的气体空间的话，应将混合叶轮定位在导管的顶部，以便(1)诱发涡流作用将气体向下吸入到液相中，或(2)在反应物气体会与液体形成一种可燃蒸气混合物的情况下将在液面下进料的气体加以分散。在这两种情况下将泵安装在靠近导管顶部，并在靠近导管顶部引入气体，便能保证反应物气体循环经过整个反应器容积。在这些场合也可以将气体引入反应器底部，但气体将跟随液体向上流动通过换热器管，并排入上部的气体空间。在此情况下导管中保持不充气，这将有悖于本系统的一个优点，即在整个反应容积中有气体的均匀分布。
在如图1所示的液相反应，以及如图4所示的使用气体限制挡板的情况下，混合叶轮或泵可被安装在导管的顶部或底部。在液体反应器中叶轮的主要功能是泵送液体，因此它的位置并不十分重要。在有气体限制挡板的气液反应器系统中，气体限制挡板的作用是将未反应气体导入导管，在那里气体被液流向下吸入。因此在这种情况下将叶轮或泵安装在反应器底部并不妨碍气体被均匀地分散到整个反应器中。
混合叶轮或泵可以是任何轴向流动设备，例如船用螺旋桨或如Lightnin A-315的流体翼叶轮。对于气液反应器系统优选的方案是Litz等在美国专利4,900,480中所述的双螺旋叶轮。
在一个用于将2-乙基己醛氧化成2-乙基己酸的280加仑换热器型反应器系统中体现了图4所示的系统的优点。氧气被喷入到导管的顶部，在那里被螺旋混合叶轮分散，并被向下泵送通过导管到反应器底部。随后气液混合物向上通过换热器进入上封头。园锥形上封头和气体限制挡板用于引导未反应的氧气气泡返回到导管中，在那里被混合叶轮重新分散和循环。将醛连续加料到反应器的上封头中。从下封头连续排出产品酸。
正如Litz等在所说美国专利4,900,480中所报道的，反应器在一种LOR(液体有机物反应器)系统的方式下操作。连续将惰性气体氮气通入气体限制挡板上的反应器气体空间，将气体空间中的氧浓度保持在安全范围中。
在试验中，280加仑的示范反应器与一列串联操作的喷入空气的气升管壳式鼓泡塔反应器平行运行。在下表中表明了新型反应器系统超过现有工艺的优点。示范反应器在和以空气为原料的反应器的平均值相同的容积反应速率下运行。将反应效率定义为醛的转化率和醛转化为酸的选择性的乘积。由于传统反应器是在不同的温度和压力下操作的，所以温度和压力的变化是作为一个范围给出的。在有最高反应速率的反应器中保持最高温度，以保持反应速率和高ΔT传热推动力。
                     表
反应速率              相等反应效率              比空气反应器高2.5％温度                  比空气反应器低8-43℃压力                  比空气反应器低30-50psig容积修正后的废气流量  空气反应器总量的36％
在相同的反应速率下，本发明的反应器系统在单台反应器操作时的总反应效率比一列三台串联操作的传统反应器高2.5％。而且操作条件要缓和得多。所讨论的反应器在比传统反应器低8-43℃的温度，和低30-50psig的压力下操作。系统传热性能的改进使得在较低温度下操作得以实现。因强制循环造成的较高的管程流速使U得到提高，因此可以降低温度推动力ΔT。另外由于反应器是一种以氧为原料的LOR构型反应器，在反应器容积相等的基础上废气流量被降到仅为以空气为原料的反应器的36％。
图5a-5f披露了对LOR的其它改进之处，尤其是对本文所报道的LOR反应器。
图5a说明了容器205和限制挡板201。除容器205，固定环206和叶轮轴212之外，限制挡板201通常包括了图5a所示的所有部件。因此限制挡板包括了十字形挡板208。十字形挡板208使液体竖直向下流入导管(图中未示出，但相当于图1中的参考号2)。请注意十字形挡板208相当于图1中的挡板21。分离堰207(也是限制挡板的部件)为液体提供了曲折的通道，使夹带的气泡能够逸出。
图5b和5d表示了轴承支座210和轴承211，用于为叶轮轴提供稳定性，并防止反应器的上部(较冷的)和下部(较热的)物料显著的交叉污染。(请回想反应器下部的物料因放热反应而被加热，这部分液体在循环过程中经过换热器而被冷却，因此反应器上部的物料比下部的冷)。轴承支座和轴承是限制挡板的部件。限制挡板201还提供了叶轮轴212的下支座(见图5b)。并非利用一个分立的构件，限制挡板本身具有能起轴支座作用，并固定轴承支座210和轴承211的强度。轴承材质最好是TEFLON®。
在图5c中特别说明了可调节的排气门。特别是通过气门调节机构204来调节可调节气门202，并由气门固定器203将其固定在位。这些气门202使气体限制挡板201能被调整，并对工艺过程加以优化。它控制了容器上段和下段(例如分别为静止区和活动区)之间的开度。
本发明还包括轴承润滑和冷却。数量难以控制的热量可能在支撑轴承中聚集。我们已经发现可以通过叶轮支撑轴承提供少量润滑剂(例如少到不足以污染系统的数量)，最好是循环的液体最终产物，以便润滑和冷却轴承。在图5e和5f中说明了这一点，它们是与图5b类似的放大图(但说明的是冷却设备)。
如图5e所示，可以将一个螺纹槽213和切开区214组合到轴承211中，使润滑剂能冷却叶轮轴212。轴212的旋转产生吸入作用，使产品从轴承顶部经过螺纹槽213循环到底部去。
在图5f所示的一种优选的结构方式中，借助外部泵(未示出)强制液体最终产品经管线215进入支撑轴承211的腔室214中，以冷却叶轮轴212。冷却剂按箭头所示方向流出轴承211(在轴承211和转轴212之间)。被循环的液体最终产品是一种理想的润滑剂，因此不会污染反应器中的物料。可以将最终产品作为一个侧线从产品排出管线(见图1的参考号14)取出，冷却，经过外部泵设备(未示出)循环，并经管线215加料到轴承中。
应该注意到控制润滑剂/冷却剂的数量是很重要的事。其数量必须足够大，以提供有效的轴承冷却，但其数量又必须足够小，以使对反应器物料的污染是很轻微的。在用产品作为冷却剂时，其数量应该足够小，使反应器上部(较冷的)和下部〔较热的〕物料的交叉污染发生得最小，从而对通过使用所披露或本发明的反应器而获得的传热和传质效率(正如在本申请的其它地方所述的)的影响成为微不足道的。本领域的技术人员了解如何确定这一数量，它决定于发生在该反应器中的特定反应的放热特性。
通过以上叙述可以认识到本发明的反应器系统是本领域的一项极有意义的进展，它使得能够在放热的反应器系统中实现对传热和传质的强化。这样可使反应器的容积产率达到最大。与缺氧状况相联系的选择性损失也得到了使人满意的降低。较高的总传热速率使操作能在较低的温度和压力下进行，因而有效地减少了副产物的形成，并因此而提高了选择性。本发明的反应器系统提供了本领域对于受传热和传质限制的液-液，气-液和气-液-固反应器系统所需要的改进，提高了在该反应器系统中进行的操作的生产率和选择性。

Claims (2)

1.一种用于进行液体第一反应物和气体或液体第二反应物的放热反应以生产液体最终产品的反应器系统，所说系统包括：
a)立式管壳式反应容器，其具有位于其中央的空导管，以及在空导管和反应容器外壁之间的环形空间内的换热器管，所述反应容器有在所述空导管和所述换热器管上方的上部，在所述空导管和所述换热器管的下方的底部混合室；
b)位于所述空导管内的叶轮装置，以使液体第一反应物向下流经空导管进入底部混合室、向上流经换热器管而以基本上均匀分散体的反应物的形式进入所述反应容器的所述上部；
c)位于反应容器上方并与反应容器通过流体连通的上部室；
d)管线装置，用于将所述液体第一反应物引入反应容器、将所述气体或液体第二反应物引入所述反应容器和所述上部室之一，以与所述液体第一反应物再循环、向下流经所述空导管进入底部混合室、向上流经所述换热器管进入所述上部；
e)管线装置，用于从反应容器中排出产物液体；
f)管线装置，用于使冷却流体流至反应容器以撤除在所述反应容器中生成的反应放热；
g)控制装置，用于维持所述反应容器和所述上部室之一的所需液面；和
h)位于所述空导管下端的十字形挡板装置，其结构令再循环反应物流动分布均衡。
2.一种生产脂族酸的方法，所说方法包括：
a)提供一台包括以下设备的反应器：
1)一台反应容器；
2)一个被轴承支撑并被导入该反应容器的混合叶轮；
b)在所说反应容器中提供一种液体醛类反应物；
c)将所说液体醛类反应物氧化，生成一种脂族酸；
d)回收所说脂族酸产品的第一部分；
e)使所说脂族酸最终产品的第二部分循环通过所说轴承，以便冷却所说轴承；
并且其中所述提供反应器包括：
f)提供立式管壳式反应容器，其具有位于其中央的空导管，以及在空导管和反应容器外壁之间的环形空间内的换热器管，所述反应容器有在所述空导管和所述换热器管上方的上部，在所述空导管和所述换热器管的下方的底部混合室；
g)提供位于所述空导管内的叶轮装置，以使液体第一反应物向下流经空导管进入底部混合室、向上流经换热器管而以基本上均匀分散体的反应物的形式进入所述反应容器的所述上部；
h)提供位于反应容器上方并与反应容器通过流体连通的上部室；
i)提供管线装置，用于将所述液体第一反应物引入反应容器、将所述气体或液体第二反应物引入所述反应容器和所述上部室之一，以与所述液体第一反应物再循环、向下流经所述空导管进入底部混合室、向上流经所述换热器管进入所述上部；
j)提供管线装置，用于从反应容器中排出产物液体；
k)提供管线装置，用于使冷却流体流至反应容器以撤除在所述反应容器中生成的反应放热；
1)提供控制装置，用于维持所述反应容器和所述上部室之一的所需液面；和
m)提供位于所述空导管下端的十字形挡板装置，其结构令横跨所述换热器管的再循环反应物流动分布均衡。
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