CN112316857A - 螺旋流浆态床反应器 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种螺旋流浆态床反应器，所述浆态床反应器包括反应器壳体，位于壳体底部的浆料进出口，位于壳体顶部的气体出口，位于壳体所包围的内部空间中的气液分离器、换热管集和气体分布器。本发明通过对所述换热管集和/或气体分布器的结构进行专门的设计，实现了气液传质和传热效果的显著改善，由此提升了费托反应效率。

Description

螺旋流浆态床反应器

技术领域

本发明属于化工设备装置领域，具体涉及一种浆态床反应器，该浆态床反应器中设置有能够产生螺旋流的结构，能够引导反应器内的气液流体发生高效的内循环。

背景技术

在化学工业、生物工程、环境保护等领域中，往往需要在同时存在气态、液态和固态物料的多相反应体系中进行化学反应、生物工程培育等过程，这些过程的具体实例可以包括生物发酵、废水处理、尾气处理、化学合成等，其中使用的气态和液态物料可以包括各种反应物和工艺助剂，固态糊料既可能是反应物、培养物底物，也可能是反应催化剂或者其他工艺助剂，这些生物或化学过程通常采用各种不同的三相反应器来进行，例如搅拌鼓泡釜式反应器、鼓泡塔反应器、板式反应器、填料塔式反应器、管式反应器、喷射反应器等，其中最重要的一种反应器是鼓泡式反应器，例如浆态床反应器。

浆态床反应器主要存在的问题是总体物料浓度和流速分布的均匀性难以控制，局部可能产生无法避免且难以控制的湍流、返混等问题，同时还可能存在死区，上述均匀传质以及均匀传热的难题对工艺产物的质量以及浆态床的日常操作和维护造成很大的不利影响。为了克服上述问题，迄今为止，人们已经对浆态床反应器进行了大量的研究，具体采用的手段不外乎是在反应器内各个不同的位置设置更多数量的喷嘴、挡板、换热管道、回流循环结构等，借以提高浆态床反应器内部各处的物料循环和能量交换。上述改进方式虽然能一定程度缓解现有问题，但是这些额外添加的部件会显著提高浆态床反应器的设计和操作的复杂性，导致基建和日常维护成本大幅度提高，并且这些新添加的部件会在反应器内部引入很多新的阻碍位点，甚至有可能给反应器内的传质和传热带来新的不利影响，在解决原有问题的同时带来新的问题。按照现有技术的这个研发思路持续进行下去的结果是技术人员在操作设备的时候需要对越来越多的参数进行监控和调整，反应体系的复杂程度越来越高，而实际上对总体传质和传热的改善效果却十分有限。

为了解决上述问题，本申请的发明人进行了大量的研究，发现通过对分布器、导流筒、和/或换热器的结构进行特别的设计，显著地改善浆态床反应器中的传质和传热的整体均匀性，有效地提高气、液、固三相之间的接触和相互作用(化学反应，生物化学反应，生物作用，物理吸附等)，消除或很大程度减少了返混和死区问题。基于上述研究成果，实现了本发明的技术目的。

发明内容

根据本发明的第一个方面，提供了一种螺旋流浆态床反应器，所述浆态床反应器包括反应器壳体，位于壳体底部的浆料进出，位于壳体顶部的气体出口，位于壳体所包围的内部空间中的气液分离器、换热管集和气体分布器，其中：

所述换热管集包括冷却剂入口、冷却剂出口、导流筒形换热管集和一组或多组螺旋板形换热管集，所述导流筒形换热管集和螺旋板形换热管集流体连通。

根据本发明的一个实施方式，所述导流筒形换热管集总体为圆筒形，其圆筒壁包括3根至100根导流筒换热管，每根导流筒换热管围绕所述导流筒形换热管集的纵向中轴以螺旋形分布。

根据本发明的另一个实施方式，所述导流筒形换热管集具有顶部换热管环和底部换热管环，每根导流筒换热管分别与所述顶部换热管环流体连通，并且与所述底部换热管环流体连通。

根据本发明的另一个实施方式，所述导流筒形换热管集还具有多根中部换热管环，每根导流筒换热管分别与所述中部换热管环流体连通。

根据本发明的另一个实施方式，所述换热管集包括1组至16组螺旋板形换热管集，每组螺旋板形换热管集包括2根至20根螺旋板换热管。根据本发明的另一个实施方式，在所述换热管集的底部，同一螺旋板形换热管集中的所有换热管的入口在所述导流筒形换热管集外侧沿着所述导流筒形换热管集的径向分布。根据本发明的另一个实施方式，在所述换热管集的顶部，同一螺旋板形换热管集中的所有换热管的出口在所述导流筒形换热管集外侧沿着所述导流筒形换热管集的径向分布。根据本发明的另一个实施方式，每组螺旋板形换热管集中的螺旋板换热管以彼此平行的方式围绕所述导流筒形换热管集螺旋上升。

根据本发明的另一个实施方式，每根导流筒换热管和每根螺旋板换热管均与所述冷却剂入口和冷却剂出口流体连通。

根据本发明的另一个实施方式，所述换热管集包括多个冷却剂入口和多个冷却剂出口，以及多根流入换热管和多根流出换热管，每个冷却剂入口经由一根流入换热管与一组螺旋板形换热管集流体连通，每个冷却剂出口经由一根流出换热管与一组螺旋板形换热管集流体连通。

根据本发明的另一个实施方式，所述螺旋板形换热管集中的螺旋板换热管具有相同或不同的内径。根据本发明的另一个实施方式，所述导流筒形换热管集中的导流筒换热管具有相同或不同的内径。

根据本发明的另一个实施方式，在所述换热管集的底部，同一螺旋板形换热管集中的所有换热管的入口在所述导流筒形换热管集外侧沿着所述导流筒形换热管集的径向以相同或不同的间距分布。根据本发明的另一个实施方式，在所述换热管集的顶部，同一螺旋板形换热管集中的所有换热管的出口在所述导流筒形换热管集外侧沿着所述导流筒形换热管集的径向以相同或不同的间距分布。

根据本发明的第二个方面，提供了一种螺旋流浆态床反应器，所述浆态床反应器包括反应器壳体，位于壳体底部的浆料进出口，位于壳体顶部的气体出口，位于壳体所包围的内部空间中的气液分离器、换热管集和气体分布器，其中：

所述气体分布器包括一个或多个气体分布器入口、一根或多根气体分布器上直管、一根或多跟气体分布器下直管、一组或多组气体分布器螺旋管集、多个气体分布器环形管和多个气体分布器布气管；

所述气体分布器上直管和下直管分别位于两个相互平行的平面之内，每根上直管和每根下直管在垂直于所述浆态床反应器纵轴的截面中沿径向延伸，并且所述上直管和下直管的径向延伸方向不同；

每根上直管和每根下直管经由一组螺旋管集流体连通。

根据本发明的另一个实施方式，所述气体分布器布气管相对于所述浆态床反应器的纵轴呈5度至60度的夹角。根据本发明的另一个实施方式，所述气体分布器布气管在垂直于所述浆态床反应器纵轴的截面中的分量与所述环形管的夹角为3-45度。

根据本发明的另一个实施方式，每一组螺旋管集包括2根至20根螺旋管，这些螺旋管以等间距或非等间距的方式、相互平行地从上至下以顺时针或逆时针方式延伸，以将每根上直管和每根下直管流体连通。

根据本发明的另一个实施方式，每一组螺旋管集中的螺旋管是直的或者弧形的。

根据本发明的另一个实施方式，所述气体分布器布气管的倾斜角度与螺旋管集中的螺旋管的倾斜角度相同。

根据本发明的另一个实施方式，所述气体分布器布气管在所述多个环形管的下表面均匀分布。

根据本发明的另一个实施方式，所述气体分布器布气管是形成在环形管下表面壁内的通道，或者是从环形管下表面突出的管。

根据本发明的另一个实施方式，所述多个环形管位于同一个平面内且以同心圆的形式设置，所有的环形管均通过所述下直管与所述螺旋管集流体连通。

根据本发明的另一个实施方式，每一组螺旋管集中的各个螺旋管具有相同或不同的内径；各个环形管具有相同或不同的内径；各个下直管具有相同或不同的内径；各个上直管具有相同或不同的内径。

本发明的第三个方面提供了一种进行催化反应的方法，该催化反应是气-液相反应或气-液-固相反应，优选是费托反应，该方法在本发明的螺旋流浆态床反应器中进行。

根据本发明的第四个方面提供了上述浆态床反应器的用途，用于选自以下的工艺过程：物理吸附过程，例如汽车尾气处理和工厂废气处理；化学反应，例如费托合成反应、氢化反应、氧化反应、氯化反应、磺化反应、烷基化反应、羰基化反应、酯化反应、酯交换反应、催化异构化反应、以及废气的化学吸收；生物工程，例如生物发酵、细菌培养、藻类培养等。

在下文的具体实施方式部分中，结合附图对本申请开发的浆态床反应器的结构设计进行描述。

附图说明

附图中显示了本发明以及现有技术的一些设计形式。

图1显示了根据本发明一个实施方式的浆态床反应器，其中同时包括本发明特别设计的换热管集和气体分布器。

图2显示了图1所示浆态床反应器中的气体分布器的结构示意图。

图3显示了根据本发明另一个实施方式的浆态床反应器，其中包括本发明的换热管集和多孔板结构的气体分布器。

图4显示了根据本发明另一个实施方式的浆态床反应器，其中包括本发明的气体分布器以及实心壁结构的导流筒和围绕该导流筒的蛇形管换热器。

图5显示了一个现有技术的浆态床反应器，其中包括实心壁结构的导流筒、围绕该导流筒的蛇形管换热器以及多孔板结构的气体分布器。

具体实施方式

本文所公开的“范围”以下限和上限的形式。可以分别为一个或多个下限，和一个或多个上限。给定范围是通过选定一个下限和一个上限进行限定的。选定的下限和上限限定了特别范围的边界。所有可以这种方式进行限定的范围是包含和可组合的，即任何下限可以与任何上限组合形成一个范围。例如，针对特定参数列出了60-120和80-110的范围，理解为60-110和80-120的范围也是预料到的。此外，如果列出的最小范围值1和2，和如果列出了最大范围值3，4和5，则下面的范围可全部预料到：1-3、1-4、1-5、2-3、2-4和2-5。

在本发明中，除非有其他说明，数值范围“a-b”表示a到b之间的任意实数组合的缩略表示，其中a和b都是实数。例如数值范围“0-5”表示本文中已经全部列出了“0-5”之间的全部实数，“0-5”只是这些数值组合的缩略表示。

在本发明中，如果没有特别的说明，本文所提到的所有实施方式以及优选实施方式可以相互组合形成新的技术方案。

在本发明中，如果没有特别的说明，本文所提到的所有技术特征以及优选特征可以相互组合形成新的技术方案。

在本发明中，如果没有特别的说明，本文所提到的所有步骤可以顺序进行，也可以随机进行，但是优选是顺序进行的。例如，所述方法包括步骤(a)和(b)，表示所述方法可包括顺序进行的步骤(a)和(b)，也可以包括顺序进行的步骤(b)和(a)。例如，所述提到所述方法还可包括步骤(c)，表示步骤(c)可以任意顺序加入到所述方法，例如，所述方法可以包括步骤(a)、(b)和(c)，也可包括步骤(a)、(c)和(b)，也可以包括步骤(c)、(a)和(b)等。

在本发明中，如果没有特别的说明，本文所提到的“包括”表示开放式，也可以是封闭式。例如，所述“包括”可以表示还可以包含没有列出的其他组分，也可以仅包括列出的组分。

在本发明中，当描述特定部件或物体相对于其他部件或物体的空间关系时，所采用的术语“之内”、“之外”、“之上”、“之下”等等，表示前者位于后者的内部、外部、上方或下方，二者可以直接接触，也可以相隔一定的距离或者由第三个部件或物体所间隔。

在此需要强调的是，在附图中显示以及在下文所述的仅仅是本发明的一些具体实施方式，本发明的保护范围不仅限于这些具体实施方式。本发明的保护范围由本发明的权利要求所限定，可能包括权利要求书范围内的任意技术方案，包括但不限于对这些具体实施方式的进一步改进和替代。

在下文中主要基于费托反应对一些优选的浆态床反应器的传质和传热均匀性进行了表征，但是此处需要强调的是，本发明的浆态床反应器的用途不仅限于这些反应，还可以用于可在气-液-固三相体系或气-液两相体系中实施的任意其他的工艺，并且同样使得这些其他的工艺获得由于传质和传热带来的技术改善和收益，所述其他的工艺的例子包括物理吸附过程，例如汽车尾气处理和工厂废气处理；化学反应，例如氢化反应、氧化反应、氯化反应、磺化反应、烷基化反应、羰基化反应、酯化反应、酯交换反应、催化异构化反应、以及废气的化学吸收；生物工程，例如生物发酵、细菌培养等。

图1显示了根据本发明一种实施方式的浆态床反应器的结构，其包括反应器壳体1，并且按照从下至上的顺序依次包括底部的浆料进出口13，气体分布器4，换热管集3，分离器2，隔板12以及气体出口11。

根据本发明的一个实施方式，所述分离器2是任选的部件，也即是说，在本发明的浆态床反应器中，可以存在所述分离器2，也可以不包括所述分离器2。根据一个实施方式，在反应开始之前浆态床反应器中预先存在固体物料，或者存在固体和液体的混合物，或者存在液体的物料。在反应开始时、反应过程中和/或反应结束时，浆料物料和/或液体物料从下方的浆料进出口13供入和/或输出，同时通过气体分布器4供入气体物料。气体物料在气体分布器4的作用下分散成较小尺寸的气泡，以特定的尺寸分布和螺旋流动模式进入气体分布器4上方的反应器内部空间中，在上升的同时，该内部空间中的气、液、(任选的)固物料互相接触，发生目标反应，例如“费托反应”，生成目标产物，例如不同链长的烃类。然后物料继续上升离开反应区，在需要进行液气(以及任选的固体物料)物料分离的情况下，在反应器的上部可以设置有气体分离器2，在气体分离器2的作用下分离出气态物质，例如烃类目标产物或者气态副产物、气态残余原料等，将其从顶部的出口11输出，送至后续工艺或者储存容器，而其他物料(例如液态的反应原料、任选的固态原料等)可以下降返回至反应器的内部空间继续用于反应。根据一个优选的实施方式，在上述反应过程中，以连续或间歇的方式经由气体分布器4输入气态原料，更有选以连续的方式经由气体分布器4输入气态原料。根据另一个优选的实施方式，在上述反应过程中，通过反应器底部的浆料进出口13、以及任选的设置在浆态床反应器底部周边处或者设置在浆态床反应器不同高度(例如中部、下部或底部)侧壁处的一个或多个开口，以连续或间歇的方式将液体物料(例如液态原料或者液态溶剂)引入浆态床反应器中，优选仅通过底部的浆料进出口13以连续或间歇的方式将液体物料(例如液态原料或者液态溶剂)引入浆态床反应器中。根据本发明的另一个实施方式，在上述反应过程中，通过反应器底部的浆料进出口13、以及任选的设置在浆态床反应器底部周边处或者设置在浆态床反应器不同高度(例如中部、下部或底部)侧壁处的一个或多个开口，以连续或间歇的方式将浆态床反应器中的液体物料(例如液态反应产物、液态溶剂、液态副产物、残余的液态原料等)引出，这些引出的物料可以进行后续的产物回收和纯化，副产物可以进行分离、回收和进一步加工，或者直接排放或烧掉。最优选地，在整个反应过程中，浆态床反应器液面高度基本保持不变。

根据本发明的一个实施方式，所述浆态床反应器的反应器壳体1用来封闭围绕出用于进行反应的内部空间，例如可以是一个不锈钢壳体。在图1所示的反应器中，壳体横截面直径基本不变，但是本发明的范围不限于此，本申请的反应器壳体可以具有任意所需的形状和尺寸，例如从上至下具有变化的横截面直径的圆筒，也可以是图2所示的横截面为正方形或矩形的形式。根据本发明一个优选的实施方式，所述反应器的纵向(轴向)高度为5-100米，例如10-80米，优选20-50米，更优选20-35米。根据本发明的一个优选的实施方式，反应器沿着纵轴从上至下具有相同的横截面直径，例如反应器的横截面直径可以为0.5-10米，例如0.8-8米，或者0.9-7米，或者1-5米，或者1.2-3米，或者1.5-2米，或者1.6-1.8米。根据本发明的另一个优选的实施方式，反应器沿着纵轴从上至下具有变化的横截面直径，例如反应器上部的横截面直径可以大于反应器下部的横截面直径；对于反应器上部和下部横截面直径不同的情况，反应器沿着纵轴在下部1/5至4/5、例如1/3至1/2的高度具有较小的横截面直径，例如内径为0.5-10米，例如0.8-8米，或者0.9-7米，或者1-5米，或者1.2-3米，或者1.5-2米，或者1.6-1.8米；上方具有较大的横截面直径为0.8-15米，例如1-12米，或者1.5-10米，或者1.8-8米，或者2-6米，或者1.5-5米，或者1.6-4米，或者1.7-3米。根据本发明的一个实施方式，如图1所示，在反应器底部到反应器内液面之间的区域称为“气浆混合区”，在该区域内气体与液体或浆液相互混合，在循环回流的过程中发生反应。在该区域中至少设置有本发明的换热管集和气体分布器，并且所述换热管集和气体分布器均完全没在液面以下。根据本发明的一个实施方式，气液分离器2的下端开口也延伸入液面以下，优选气液分离器2的下端开口沿着反应器的中轴线向下延伸至低于导流筒形换热管集上端部的高度。根据本发明的一个实施方式，如图1所示，在液体上表面和隔板12下表面之间的区域称为“气浆分离区”，在该区域中，气体离开液体/浆液上升，在上升过程中，气体内携带的少两液体会下落回到下方的液体中，气液分离器2的主体设置在该区域内，优选沿着反应器的中轴线设置。根据本发明的一个实施方式，如图1所示，在隔板12上方至反应器顶部之间的区域称为“气相区”，气体在此区域内分离除去仅剩的少量液滴之后从反应器顶部的气体出口11排出，而回收的这些液体通过气液分离器2流入气浆混合区的液相中。

根据本发明的一个实施方式，反应器壳体1的顶部和底部是半球形的，或者是半球形的一部分。例如可以是半球形的90％、80％、70％、60％、50％或40％。

在图1所示的实施方式中，浆料进出口13与一根管道简单地连接，但是根据需要可以对其进行进一步的修改。例如进出口13所连接的管道处可以设置一个或多个选自以下的装置：阀门、流量计、换热装置、挡板、法兰、螺纹、销、翼片，以及它们的任意组合。另外，可以在所述反应器的底部设置多个浆料进出口13，这多个进出可以按照任意方式设置在反应器的底部，例如均匀设置在反应器底部的周边或者中央位置，可以为简单的开口或者喷嘴的形式。在反应器截面为正方形或矩形的实施方式中，也可以使用以上所述的进出设置形式。

在入口的上方具有气体分布器。根据本发明的一个优选程度较低的实施方式，该气体分布器可以是各种形式的气体分布器，例如可以是开孔板型气体分布器，该开孔板具有上下两层板，以及板内的开孔，通过连接管将气体原料从两层板之间的空间输入，并通过板内的开孔以细小气泡的形式与液相混合；再例如可以是多根带有开孔的导管阵列的形式，具体来说，多根导管以平行管列、交叉管格、同心圆或同心正方形等形式设置，并且每根导管都与至少一根气体进气管相连，并且每根导管与其他的导管可以彼此孤立或者彼此流体连通。

根据一个优选的实施方式，所述气体分布器具有图2所示的结构，如图2所示，气体分布器4包括气体分布器入口41、气体分布器上直管42、气体分布器螺旋管集43、气体分布器下直管44、气体分布器环形管45、气体分布器布气管46。

根据本发明的一个实施方式，所述气体分布器上直管和下直管分别位于两个相互平行的平面之内，每根上直管和每根下直管在垂直于所述浆态床反应器纵轴的截面中沿径向延伸，并且所述上直管和下直管的径向延伸方向不同，每根上直管和每根下直管经由一组螺旋管集流体连通。根据本发明的一个优选的实施方式，所述气体分布器包括2组至20组，例如3组至12组，或者3组至9组，或者3组至6组螺旋管集，优选这些螺旋管集具有彼此相同的形状和结构，并且相对于反应器纵轴以中心对称的方式设置。每一组螺旋管集与一根相应的上直管42和一根对应的下直管44流体连通，也即是说，有多少组螺旋管集43，就会有多少根上直管42和下直管44。根据本发明的一个实施方式，在沿着反应器的纵轴垂直向下观察的时候，可以看到与相同一组螺旋管集相连的上直管42和下直管44不重合，所述上直管42和下直管44各自沿着反应器横截面(垂直于反应器纵轴的截面)径向延伸且相互之间具有1度至40度的夹角，例如具有5度至35度的夹角，或者具有8度至30度的夹角，或者具有10度至28度的夹角，或者具有12度至25度的夹角，或者具有15度至20度的夹角，或者具有16度至18度的夹角，或者夹角可以在上述任意两个数值合并起来得到的数值范围之内。根据本发明的一个实施方式，所有上直管42具有相同的长度，为反应器横截面(垂直于反应器纵轴的截面)半径的70-150％，或者80-120％，或者85-110％，或者90-105％，或者95-102％，或者98-101％，或者可以在上述任意两个数值合并起来得到的数值范围之内,当上直管的长度超过反应器横截面半径的时候，上直管长度超出的部分穿过反应器侧壁延伸到反应器的外部(如图1所示)，并与设置在反应器外部的气体源相连；当上直管的长度超过反应器横截面半径的时候，外部气体源的输气管引入反应器中，与上直管的外部末端相连。根据本发明的一个实施方式，所有下直管44具有相同的长度，为反应器横截面(垂直于反应器纵轴的截面)半径的50-99％，或者60-95％，或者70-90％，或者75-85％，或者78-82％，或者70-80％,或者可以在上述任意两个数值合并起来得到的数值范围之内。

根据本发明的一个实施方式，每一组螺旋管集43包括2根至20根螺旋管，例如每一组螺旋管集43中螺旋管的数量可以是3-15根，或者为4-12根，或者为4-10根，或者为4-8根，或者为4-6根，或者为4-5根。这些螺旋管以等间距或非等间距的方式、相互平行地或者不平行地从上至下以顺时针或逆时针方式延伸，以将每根上直管和每根下直管流体连通。优选地，所述螺旋管的延伸方向与其上方换热管集中相应的一组螺旋板形换热管集的延伸方向相匹配。

在气体分布器4的下方具有多个气体分布器环管45，例如包括以同心圆方式等间距或非等间距设置的2个至15个环管45，例如包括3-12个环管45，或者包括3-10个环管45，或者包括3-9个环管，或者包括3-8个环管，或者包括3-6个环管，或者包括3-5个环管，或者包括3-4个环管。每个环管均与所有的下直管44流体连通。每个环管下表面(优选环管圆形横截面的最下方顶点处)均匀地设置有8至100个气体分布器布气管46，例如10至90个，或者15至85个，或者20至80个，或者25至75个，或者30至70个，或者35至65个，或者40至60个，或者45至55个，或者50至52个。根据本发明的一个实施方式，所有的布气管46在所述环管下表面(优选环管圆形横截面的最下方顶点处)均匀地设置，更优选每个环管上任意两个相邻布气管46之间的间距相同，更优选所有环管上任意两个相邻布气管46之间的间距相同。根据本发明的一个优选的实施方式，所述气体分布器布气管相对于所述浆态床反应器的纵轴呈5度至60度的夹角，例如8-55度，或者为10-52度，或者为12-50度，或者为15-45度，或者为18-42度，或者为20-40度，或者为22-35度，或者为25-30度，或者可以在上述任意两个数值合并起来得到的数值范围之内。所述气体分布器布气管在垂直于所述浆态床反应器纵轴的截面中的分量与所述环形管的夹角为3-45度，例如5-42度，或者为8-40度，或者为10-38度，或者为12-35度，或者为15-32度，或者为18-30度，或者为20-28度，或者为24-26度，或者可以在上述任意两个数值合并起来得到的数值范围之内。根据本发明的一个优选的实施方式中，所有布气管46具有相同的方向。根据一个最优选的实施方式，所有布气管46的方向与螺旋管集43中螺旋管的延伸方向相匹配，总体可以构成相同方向的螺旋趋势。根据本发明的一个实施方式，所述气体分布器布气管是形成在环形管下表面壁内的通道，或者是从环形管下表面突出的管。换而言之，每个布气管46可以是形成在环形管壁内的通道，未从环形管壁突出，或者每个布气管46可以是形成在环形管下表面的管，从环形管壁突出。

根据本发明的一个实施方式，每一组螺旋管集43与其他的各组螺旋管集是完全相同且彼此中心对称的，每一组螺旋管集43连接的上直管42和下直管44也分别与其他的各上直管和下直管是完全相同且彼此中心对称的。

根据本发明的实施方式，所述气体分布器入口41位于气体分布器上直管42外端；气体分布器环管45与气体分布器下直管44在同一水平高度；气体分布器布气管46安装于气体分布器环管45下方。根据图2所示的本发明实施方式，气体分布器螺旋管集43有3组，因而气体分布器入口41、气体分布器上直管42、气体分布器下直管44分别有3个。根据本发明的一个实施方式，每一组气体分布器螺旋管集以顺时针或逆时针的方式从下直管至上直管螺旋上升，其螺旋的圈数(即螺旋集管从下直管开始至上直管结束所完成的螺旋圈数，此处的圈数表示沿一个螺旋的中心纵轴垂直向下观察螺旋的轨迹，观察到的螺旋在垂直于中心纵轴的界面上形成的迹线占一个完整圆形——即一个周期的完整螺旋——的比例，用小数表示)可以为0.01至0.3圈，或者为0.05至0.25圈，或者为0.08至0.20圈，或者为0.09至0.15圈，或者为0.1至0.12圈。根据本发明的一个实施方式，所有下直管在同一平面内，该平面垂直于反应器纵轴，且所有上直管在同一平面内，该平面垂直于反应器纵轴。根据本发明的一个实施方式，从所有下直管所在的平面至所有上直管所在的平面的垂直高度相对于所述反应器纵向的总高度的比例为0.1至9％，或者为0.5至8％，或者为1至7％，或者为2至6％，或者为3至5％，或者为4至5％。根据本发明的一个实施方式，最外圈的环管的直径与反应器横截面直径之比可以为50-99％，或者60-95％，或者70-90％，或者75-85％，或者78-82％，或者70-80％,或者可以在上述任意两个数值合并起来得到的数值范围之内。根据本发明的一个实施方式，最内圈的环管的直径与反应器横截面直径之比可以为5-60％，或者8-55％，或者10-50％，或者12-45％，或者15-40％，或者18-35％,或者20-30％,或者22-25％,或者可以在上述任意两个数值合并起来得到的数值范围之内。其余的环管(如果有的话)在最外圈环管和最内圈环管之间以等间距的方式设置。

在本发明中，“管子的内径”表示在垂直于管子的中心纵轴的横截面上除去壁厚度之后的内部直径(对于管子横截面为圆形的情况)或者内部等效直径(对于管子横截面为正方形、长方形、椭圆形等其他形状的情况)。“等效直径”表示与某个非圆形形状具有相同面积的圆形的直径，例如假设一个边长为1毫米的正方形横截面，其面积为1平方毫米，则其等效直径是面积为1平方毫米的圆形的直径[例如等效直径d＝(2/π²)]。其他几何形状的等效直径也可以按照相同的方式计算。

根据本发明的一个实施方式，所述上直管42的长径比(长度与内径之比)为50至4，或者为40至4.5，或者为30至4.8，或者为20至5，或者为15至5.2，或者为12至5.5，或者为10至6，或者为9至6，或者为8至6，或者为7至6，或者可以在上述任意两个数值合并起来得到的数值范围之内。

根据本发明的一个实施方式，螺旋管集43中每一根螺旋管具有彼此相同的内径。根据本发明的一个实施方式，螺旋管集43中每一根螺旋管的内径与上直管42内径之比为0.1至0.8，或者为0.2-0.7，或者为0.3-0.6，或者为0.4-0.5，或者可以在上述任意两个数值合并起来得到的数值范围之内。根据本发明的一个实施方式，每一根下直管44具有彼此相同的内径。根据本发明的一个实施方式，下直管44的内径与上直管42内径之比为0.3至0.9，或者为0.4-0.8，或者为0.5-0.7，或者为0.45-0.6，或者可以在上述任意两个数值合并起来得到的数值范围之内。根据本发明的一个实施方式，每一根环管45具有彼此相同的内径。根据本发明的一个实施方式，环管45的内径与上直管42内径之比为0.1至0.8，或者为0.2-0.7，或者为0.3-0.6，或者为0.4-0.5，或者可以在上述任意两个数值合并起来得到的数值范围之内。根据本发明的一个实施方式，每一根布气管46具有彼此相同的内径。根据本发明的一个实施方式，布气管46的内径与上直管42内径之比为0.01至0.3，或者为0.02-0.25，或者为0.05-0.2，或者为0.08-0.1，或者可以在上述任意两个数值合并起来得到的数值范围之内。

根据本发明的一个优选的实施方式中，所述螺旋管集中的各个螺旋管与各个环管的位置相互对齐。

例如在图2所示的实施方式中，气体分布器环管45的个数为4，且4个气体分布器环管45的圆环线所在的圆柱面从内到外分别与气体分布器螺旋管集43的4根螺旋线形气管所在的圆柱面重合，即每个气体分布器环管45位于每个螺旋线形气管的正下方。

在本实施例中，气体分布器布气管46的轴线与气体分布器环管45的圆环线所在的圆柱面相切；气体分布器布气管46的倾斜角度与其正上方的螺旋线形气管的螺旋线的螺旋角大小相同。

在气体分布器4上方的内部空间中，特别是在浆态床液面以下，气-液两相物料以及任选的固相物料相互接触并发生反应，例如费托反应。

根据本发明的一个优选程度较低的实施方式，在所述气体分布器4上方可以设置导流筒，该导流筒可以是由无孔的壁形成的，使得在反应过程中气-液混合物料在导流筒外部基本向上流动，在导流筒内部基本向下流动，由此在反应器内建立物料循环流动。根据本发明一个优选程度较低的实施方式，在所述导流筒外表面和反应器壳体内表面之间的空间内可以设置一个或多个围绕该导流筒的换热器，所述换热器可以是任意的结构，例如一根或多跟螺旋形、蛇形、圆环形或直线形的换热管。

但是根据本发明的一个优选的实施方式，在所述气体分布器上方设置有一个本发明的特别设计的换热管集3。根据本发明的一个优选的实施方式，所述换热管集3包括一个导流筒形换热管集34和一组或多组螺旋板形换热管集33，所述导流筒形换热管集34和螺旋板形换热管集33流体连通。根据本发明的一个优选的实施方式，所述换热管集3设置在气体分布器4的上方，位于气浆混合区内，换热管集的上部顶端没在液面或浆液面以下，例如没在液面或浆液面以下0.1-100厘米，或者0.5-90厘米，或者1-80厘米，或者2-70厘米，或者5-60厘米，或者8-50厘米，或者10-40厘米，或者20-30厘米，或者以上任意两个端值合并起来获得的数值范围之内。

根据本发明的一个优选的实施方式，换热管集3包括螺旋板形换热管集33、导流筒形换热管集34、换热上直管35、换热上环管36、换热下直管38、换热下环管37、冷却液入口32和冷却液出口31，或者换热管集3由螺旋板形换热管集33、导流筒形换热管集34、换热上直管35、换热上环管36、换热下直管38、换热下环管37、冷却水入口32和冷却水出口31组成。

根据本发明的一个优选的实施方式，所述换热管集3的中轴与反应器的中轴相重叠。根据本发明的一个优选的实施方式，导流筒形换热管集34由若干根位于同一圆柱面内的螺旋线形换热管(下文也称作“导流筒换热管”)。根据本发明的一个实施方式，导流筒形换热管集34中的导流筒换热管的数量可以为3-100根，例如6-90根，或者12-80根，或者15-70根，或者16-60根，或者18-50根，或者20-40根，或者25-35根，或者30-32根，或者以上任意两个端值合并起来获得的数值范围之内。根据本发明的一个优选的实施方式，所有这些“导流筒换热管”以均匀的方式沿着一个共同的圆筒形轮廓螺旋上升，由此共同地构成一个圆筒形的结构，该形状类似常规的导流筒，因此将这些导流筒换热管的总体组合称为导流筒形换热管集34。但是导流筒形换热管集34与常规导流筒的区别在于，该管集的周边由多根换热管组成，换热管之间并不是封闭的，浆液可以从这些换热管之间的间隙发生一定程度的进出。根据本发明的一个优选的实施方式，导流筒形换热管集34内的所有“导流筒换热管”以彼此平行的方式沿着管集34外周的圆筒形轮廓以顺时针或逆时针的方式螺旋上升，其螺旋的圈数(即一根导流筒换热管从下环管37开始至上环管36结束所完成的螺旋圈数，此处的圈数表示沿一个螺旋的中心纵轴垂直向下观察螺旋的轨迹，观察到的螺旋在垂直于中心纵轴的界面上形成的迹线占一个完整圆形——即一个周期的完整螺旋——的比例，用小数表示)可以为0.5至3圈，或者为0.8至2.5圈，或者为0.9至2圈，或者为1至1.8圈，或者为1至1.5圈，或者以上任意两个端值合并起来获得的数值范围之内。根据本发明图1所示的优选实施方式，每根导流筒换热管以逆时针的方式螺旋相上延伸，每根导流筒换热管的螺旋周期为1。根据本发明的一个优选的实施方式，所有导流筒换热管的上下两端与换热上环管36(也称为顶部换热管环，在本文中，换热上环管和顶部换热管环可以互换使用)和换热下环管37(也称为底部换热管环，在本文中，换热下环管和底部换热管环可以互换使用)连接，分别与换热上环管36和换热下环管37流体连通。根据本发明的一个实施方式，除了上述顶部和底部换热管环以外，可以任选地在所述导流筒形换热管集的不同高度处设置一个或多个中部换热管环，每根导流筒换热管分别与所述中部换热管环流体连通。例如中部换热管环的数量可以是1-10个，或者2-6个，或者3-5个，或者以上任意两个端值合并起来获得的数值范围之内。这些中部换热管可以以均匀的间隔设置在导流筒形换热管集34的不同高度，各自与导流筒形换热管集34中的每一根导流筒换热管流体连通，并且可以任选地具有冷却液入口和/或冷却液出口，用于在不同的高度额外地引入/引出冷却液。

根据本发明的一个优选的实施方式，围绕着中间的导流筒形换热管集以中心对称的方式设置1组至16组，例如2-15组，或者3-12组，或者3-9组，或者3-6组螺旋板形换热管集，每组螺旋板形换热管集包括2根至20根，例如3-18根，或者3-15根，或者3-12根，或者3-9根，或者4-6根螺旋板换热管。根据本发明的一个实施方式，在所述换热管集的底部，同一螺旋板形换热管集中的所有换热管的入口在所述导流筒形换热管集外侧沿着所述导流筒形换热管集的径向分布，并且分别与同一根换热下直管38流体连通；在所述换热管集的顶部，同一螺旋板形换热管集中的所有换热管的出口在所述导流筒形换热管集外侧沿着所述导流筒形换热管集的径向分布，并且分别与同一根换热上直管35流体连通；每组螺旋板形换热管集中的螺旋板换热管彼此均匀间隔、以彼此平行的方式围绕所述导流筒形换热管集螺旋上升。由此可见，每组螺旋板形换热管集中所有的螺旋板换热管均与一根换热上直管35和一根换热下直管38流体连通，有多少组螺旋板形换热管集便会对应地具有多少根换热上直管和换热下直管。根据本发明的一个优选的实施方式，每根换热上直管35的外端具有冷却液出口31，每根换热下直管38的外端具有冷却液入口32。根据本发明的一个优选的实施方式中，所有的各组螺旋板形换热管集尺寸和形状都彼此相同。根据本发明的一个优选的实施方式中，各组螺旋板形换热管集中每一根螺旋板换热管尺寸和形状都彼此相同。所述换热管集中所有的螺旋板换热管可以以顺时针或逆时针的形式从下方的换热下直管38相上螺旋延伸至上方的换热上直管35。根据本发明的一个优选的实施方式中，各组螺旋板形换热管集中每一根螺旋板换热管螺旋的圈数(即一根螺旋板换热管从下直管38开始至上直管35结束所完成的螺旋圈数，此处的圈数表示沿一个螺旋的中心纵轴垂直向下观察螺旋的轨迹，观察到的螺旋在垂直于中心纵轴的界面上形成的迹线占一个完整圆形——即一个周期的完整螺旋——的比例，用小数表示)可以为0.5至3圈，或者为0.8至2.5圈，或者为0.9至2圈，或者为1至1.8圈，或者为1至1.5圈，或者以上任意两个端值合并起来获得的数值范围之内。根据本发明图1所示的优选实施方式，每根螺旋板换热管以逆时针的方式螺旋相上延伸，每根螺旋板换热管的螺旋周期为1。

根据本发明的一个实施方式，从换热下环管37所在的平面至换热上环管36所在的平面的垂直高度相对于所述反应器纵向的总高度的比例为10至90％，或者为15至80％，或者为20至70％，或者为30至60％，或者为40至55％，或者为45至50％，或者以上任意两个端值合并起来获得的数值范围之内。根据本发明的一个实施方式，换热下环管37和换热上环管36彼此对齐且具有相同的尺寸，所述换热下环管37和换热上环管36的直径(即导流筒形换热管集34横截面的直径)与反应器横截面直径之比可以为10-70％，或者15-65％，或者20-60％，或者25-55％，或者30-50％，或者35-40％,或者可以在上述任意两个数值合并起来得到的数值范围之内。

根据本发明的一个实施方式，所述换热上直管35和换热下直管37的长径比(长度与内径之比)为50至4，或者为40至4.5，或者为30至4.8，或者为20至5，或者为15至5.2，或者为12至5.5，或者为10至6，或者为9至6，或者为8至6，或者为7至6，或者可以在上述任意两个数值合并起来得到的数值范围之内。根据本发明的一个实施方式，所述换热上直管35和换热下直管37的内径可以为1-30毫米，例如2-25毫米，或者3-22毫米，或者5-20毫米，或者8-18毫米，或者10-15毫米，或者12-14毫米，或者可以在上述任意两个数值合并起来得到的数值范围之内。

根据本发明的一个实施方式，所述换热上环管36和换热下环管37具有完全相同的尺寸和形状。根据本发明的一个实施方式，所述换热上直管35的内径与换热上环管36和换热下环管37的内径之比为0.5至1.5，例如0.55至1.4，或者0.6至1.3，或者0.65至1.2，或者0.7至1.1，或者0.75至1，或者0.80至0.95，或者0.85至0.9，或者可以在上述任意两个数值合并起来得到的数值范围之内。

根据本发明的一个实施方式，导流筒形换热管集34中每一根螺旋管具有彼此相同的内径。根据本发明的一个实施方式，导流筒形换热管集34中每一根螺旋管的内径与换热上环管36内径之比为0.1至0.8，或者为0.2-0.7，或者为0.3-0.6，或者为0.4-0.5，或者可以在上述任意两个数值合并起来得到的数值范围之内。根据本发明的一个实施方式，螺旋板形换热管集33中每一根换热管的内径与换热上环管36内径之比为0.1至0.8，或者为0.2-0.7，或者为0.3-0.6，或者为0.4-0.5，或者可以在上述任意两个数值合并起来得到的数值范围之内。

根据一个优选的实施方式中，所述换热管可以由选自以下的材料制成：不锈钢、有机玻璃、铜、铁、陶瓷、玻璃、铝等等。在反应过程中，换热流体(例如水、换热油、二氧化碳等)从该换热管中流过，对反应器中的温度进行精细调节。

不希望局限于任何具体理论，发明人通过研究惊讶地发现，上述换热管的设置方式不但能够带来传热效率的改善，而且由于其特异的结构设计，其将导流筒的混合、导流功能与换热管的传热功能有效地结合起来，由此减少了反应体系中不利的返混、死区、涡流、大气泡等不利因素的影响，最终表现为反应器内催化反应效果的进一步提高。

反应器内部空间的上部可以根据需要任选地设置分离器。在进行反应(例如费托反应)之后，夹杂了一部分液体和固体的气体物料流上升至该分离器。所述分离器可以是本领域已知的任何能够用来进行气、液、固三相分离的任意分离器，优选是旋风分离器2。根据一个优选的实施方式，旋风分离器2与反应器壳体1同轴设置；旋风分离器2从上到下包括位于气相区的旋风分离器气相出口21，位于气浆分离区的旋风分离器入口22，位于气浆混合区的旋风分离器浆料出口23。根据一个优选的实施方式，旋风分离器2内流体的旋转方向俯视为顺时针。根据一个优选的实施方式，所述分离器的下游还包括隔板、除沫器等装置。在分离器中分离除去液体和固体之后，气体物质从该分离器上升通过隔板，然后从反应器顶部出口11排出。而在分离器中分离得到的液体和固体组分则向下流动回到浆液中。根据一个优选的实施方式，所述分离器是旋风分离器2，该旋风分离器包括下料腿，该下料腿的下端伸入反应器中的液面以下。在本发明的一个优选实施方式中，本发明的反应器包括1-20个、优选1-10个分离装置，这些分离装置在隔板下方围绕内壁均匀分布。

在图1所示的实施方式中，气相出口11与一根管道简单地连接，但是根据需要可以对其进行进一步的修改。例如出口所连接的管道处可以设置一个或多个选自以下的装置：阀门、流量计、换热装置、挡板、法兰、螺纹、销、翼片，以及它们的任意组合。

除了图1所示的装置以外，本发明的反应器还可以根据需要包括其他的装置，例如：沉降管，其可以为内径小于反应器横截面直径的比值管道，沿着平行于反应器纵轴的方向设置在反应器内部空间中，用来引导物料在该管内向下沉降；物料循环系统，其包括位于反应器中部的壳体壁上的循环入口、位于反应器壳体外部或内部的循环管道以及位于反应器底部(但是位于所述壳体底部的入口上方)的循环出口，该循环系统用于在反应进行过程中将反应器内的一部分物料从循环入口引出、经由循环管道输送到底部的循环出口，由此在反应器内建立额外的物料循环，以促进传质和传热；加热/冷却装置；温度/压力/流速传感器；流动控制部件，例如挡板、引流板、鳍片、搅拌桨叶等。可以根据需要在所述浆态床反应器中另外添加一种或多种上述的装置，但是根据本发明的一个优选的实施方式，通过对分布板的优选设计，在不使用上述其他装置的情况下就实现了所需的传质和传热的优异性能。

根据本发明的一个优选的实施方式，本发明的反应器如图1和图2所示，并且其按照以下方式来运作：在反应器开始运行前，从浆料进出口13装入液态物料或者固液混合浆料，浆料液位高于换热管集3最高处，然后使得反应器处于合适的反应条件之下。反应器开始运行后，气相反应物从气体分布器入口41通入，从气体分布器布气管46喷出，并将自己的动能传递给气体分布器布气管46下方的浆料。由于气体分布器布气管46的布气方向为顺时针或逆时针向下，因而在所有的气体分布器布气管46的共同作用下，气体分布器布气管46下方的浆料开始顺时针螺旋流动。气相从气体分布器布气管46喷出后，在浆料中形成气泡，气泡在浮力的驱动下，气泡垂直方向的速度由向下变为向上，并带动气泡周围的浆料向上流动。由于导流筒形换热管集34的存在，浆料在导流筒形换热管集34外向上流动，在导流筒形换热管集34内向下流动，从而使整个反应器内产生更好的循环效果。在导流筒形换热管集34外，由于气体分布器螺旋管集43和螺旋形换热管集33的存在，且螺旋管集对浆料的阻挡作用更大，对气泡的阻挡作用更小，多数气泡在上升过程中会从螺旋管集的缝隙中穿过，而多数浆料会沿着螺旋管集螺旋上升，从而增加了气泡和浆料的速度差，增强了传质效果。当导流管形换热管集34外的浆料流动到换热管集3上方后，会以漩涡的形式翻入导流筒形换热管集34内，漩涡处的气相和浆料速度差极大，传质效果极佳。

旋风分离器2位于反应器顶部，其气相出口21伸至隔板12上方，旋风分离器液相出口23没入浆态床液位以下并伸入导流筒形换热管集34所在圆柱面内。这种技术方案能使旋风分离器2分离出的浆料直接倒入密度较大的导流筒形换热管集34内，促进导流筒形换热管集34内外的流体循环。

由于离心力的作用，导流筒形换热管集34外螺旋上升的浆料会将部分气泡排挤入导流筒形换热管集34内，这些被浮力驱动向上的气泡和导流筒形换热管集34内向下流动的浆料逆向流动，增强了传质效果。

由于费托合成为强放热反应，需要通过换热管集3及时撤出热量，维持浆液温度在250～300℃范围内，典型的优选温度为255～265℃。可通过控制通入的冷却水的流量和温度达到控制撤热的目的。

以上所述的所有的本发明实施方式中的任意两个以上可以任意地互相组合，这些组合也都包括在本发明总体技术构思之内。

实施例

在以下实施例中具体列举了本发明的优选实施方式，但是应当理解，本发明的保护范围不仅限于此。

在以下的实施例和对比例中，构建了多个反应系统，通过对其中反应器结构、分布板和换热器进行设计，考察了这些反应系统对费托反应的影响。

实施例1-3和对比例1

在以下实施例1-3中分别使用图1、图3和图4所示的浆态床反应器进行费托反应，该反应器的壳体为不锈钢制，下方容纳浆液的“气浆混合区”从反应器底部到液面的高度为9米，该反应器的壳体从上至下为均匀的圆筒形，内径为2米，反应器轴向总高度为11.5米，反应器顶部布置1个气液/固旋风分离装置，在反应开始之前，反应器内的气浆混合区预先装有36吨的液体石蜡和1.8吨的钴基催化剂(该钴基催化剂的化学式为Co₂C，按照文献DOI：10.1038/nature19786记载的步骤合成)，所述催化剂在浆液中的质量百分比为5wt％。

在开始进行反应的时候，将原料气体以0.18m·s^-1的表观气体流速从反应器底部的入口送入反应器中，使得反应器内每小时输入503标方原料气体，该原料气体包含49％体积的氢气、49％体积的CO和2％体积的氮气。反应过程中反应器内的压力保持在1.0MPa，目标温度设定在260℃。从气体分布器输入的原料气体通过分布板进行气体分布后，以分散形成在浆态床层中上升，气泡带动床层中的浆液和催化剂一起向上流动到达浆液表面，在此过程中，原料气体、液体石蜡和催化剂三者相互接触，原料气体在催化剂作用下发生费托合成反应生成蜡与烃油，同时产生部分副产物轻质烃类。气态的物料脱离浆液的表面，携带着一部分液滴和细小固体上升，经过旋风分离器分离之后，产物和副产物的混合物从出口导出，使用岛津公司生产的GC-14C型气相色谱分析仪进行产物的表征及分析，结果汇总列于表1。大部分液体和固体物料在浆液表面处朝着反应器壳体横向移动，沿着壳体下降回到分布板处，重复上述的浆态床反应过程，在旋风分离器处回收的液体和固体经由旋风分离器的下料腿回到浆液床的液面处，同样朝着反应器壳体横向移动，沿着壳体下降回到分布板处，重复上述的浆态床反应过程。

本发明的比较例和实施例的不同设计如下所述：

实施例1

实施例1的浆态床反应器按照以上所述的方式进行设计，其中使用图2所示的气体分布器4，该气体分布器4中的上直管42的轴向长度为1000mm，内径为132mm；下直管44的轴向长度为800mm，内径为112mm；沿着反应器的中轴线向下观察，上直管42和下直管44分别沿着反应器横截面的轴线方向延伸，并且上直管42和下直管44之间的夹角为30度；所有上直管42在同一平面内，所有下直管44在同一平面内，上直管42所在平面和下直管44所在平面之间的垂直高度为600mm；包括三组气体分布器螺旋管集44，每组包括四根螺旋管，每根螺旋管的螺旋程度为0.1圈，且螺旋管的内径为92mm；包括四个环形管45，最外部环形管45的直径为1600mm，最内部环形管45的直径为400mm，剩下两根环形管以等间距设置在所述最外部和最内部环形管之间，从最外部至最内部环形管下表面设置的布气管46数量分别为120、90、60和30，每一根布气管46的倾斜角度与其上方对着的导流筒形换热管集底部的导流筒换热管的倾斜方向相同，布气管46的内径为3mm。

换热管集3中换热上直管36和换热下直管37的内径为60mm、一共有三根换热上直管和三根换热下直管，所有换热上直管36在同一平面内，所有换热下直管37在同一平面内，上直管36所在平面和下直管37所在平面之间的垂直高度为6000mm；换热上环管36和换热下环管37的直径为800mm，内径为60mm，导流筒形换热管集中设置有24根换热管，每根换热管的螺旋程度为1圈，内径为60mm。一共设置有三组螺旋板形换热管集33，每组内有四根螺旋换热管，这四根换热管的螺旋程度为1圈，内径为60mm。换热管集3的上端与液面之间的垂直距离为400mm。以3.23米/秒的流速向换热管内供入常温的冷凝水。

实施例2

实施例2的浆态床反应器按照与实施例1相同的方式进行设计，区别仅在于反应器中未使用图2所示的气体分布器4，而是使用了多孔板气体分布器5，其自下而上分别由气相入口51，气室52和多孔板53组成，这些部件是反应器壳体1的组成部件而不是像实施例1中气体分布器4那样的独立部件。实施例1中的浆料进出口13在实施例2中变成了气相入口51，其内径为80mm。气相入口51上方为气室52，其厚度为160mm，直径与反应器壳体1的内径相等。气室52与其上方的气浆混合区被多孔板53隔开。多孔板53的直径与反应器壳体1的内径相等，其上分布有四圈孔，每个圈的圈直径和孔数量与气体分布器4的环形管45直径和每一个环形管下表面设置的布气管数量一一对应，多孔板53的孔径也与气体分布器布气管46内径相等。实施例1中的浆料进出口13在实施例2中移到了反应器壳体1的圆柱侧面，多孔板53的上方，浆料进出口13的内圆柱面与多孔板53的上表面相切，浆料进出口13的内径为100mm。

实施例3

实施例3的浆态床反应器按照与实施例1相同的方式进行设计，区别仅在于反应器中未使用图1所示的换热管集3，而是使用了常规导流筒7和蛇形换热管6。导流筒7的位置、直径和高度与实施例1中的导流筒形换热管集34相同。蛇形换热管6数量为1，高度与导流筒7相同，圈数为40.25，内径为30mm。

比较例1

比较例1的浆态床反应器按照与实施例1相同的方式进行设计，区别仅在于使用了以上实施例2所述的多孔板气体分布器5和以上实施例3所述的常规导流筒7和蛇形换热管6。

申请人对上述所有发明实施例和比较例的产物进行表征，使用岛津公司生产的GC-14C型气相色谱分析仪对反应器出口处引出的产物进行成分表征及分析。另外，为了对反应器内的温度分布进行监测，从分布板开始，在反应器内的浆态床层中每隔6米高度贴壁设置一个温度传感器，待反应稳定后读取每个温度传感器的读数，将所有温度传感器取平均值T_均，然后获得上述各个温度传感器读数中与该T_均所有差值的绝对值的均值ΔT作为“平均温度浮动绝对值”，用以评级体系内的传热效率。

表1

从上表所示的实验结果可以看到，本发明通过使用特别设计的换热管集以及气体分布器，相对于现有的常规设计分别实现了催化反应结果和温度均匀性的显著改善(实施例2和实施例3分别与比较例1相比)；另外，本发明的实施例1与实施例2/实施例3相比表明，如果浆态床反应器中同时采用本发明特别设计的换热管集以及气体分布器，催化反应结果和温度均匀性可以进一步实现显著的改善。

Claims (10)

1.一种螺旋流浆态床反应器，所述浆态床反应器包括反应器壳体，位于壳体底部的浆料进出口，位于壳体顶部的气体出口，位于壳体所包围的内部空间中的气液分离器、换热管集和气体分布器，其中：

所述气体分布器包括一个或多个气体分布器入口、一根或多根气体分布器上直管、一根或多跟气体分布器下直管、一组或多组气体分布器螺旋管集、多个气体分布器环形管和多个气体分布器布气管；

所述气体分布器上直管和下直管分别位于两个相互平行的平面之内，每根上直管和每根下直管在垂直于所述浆态床反应器纵轴的截面中沿径向延伸，并且所述上直管和下直管的径向延伸方向不同；

每根上直管和每根下直管经由一组螺旋管集流体连通。

2.如权利要求1所述的螺旋流浆态床反应器，其特征在于，所述气体分布器布气管相对于所述浆态床反应器的纵轴呈5度至60度的夹角；且

所述气体分布器布气管在垂直于所述浆态床反应器纵轴的截面中的分量与所述环形管的夹角为3-45度。

3.如权利要求2所述的螺旋流浆态床反应器，其特征在于，每一组螺旋管集包括2根至20根螺旋管，这些螺旋管以等间距或非等间距的方式、相互平行地从上至下以顺时针或逆时针方式延伸，以将每根上直管和每根下直管流体连通。

4.如权利要求2所述的螺旋流浆态床反应器，其特征在于，每一组螺旋管集中的螺旋管是直的或者弧形的。

5.如权利要求3所述的螺旋流浆态床反应器，其特征在于，所述气体分布器布气管的倾斜角度与螺旋管集中的螺旋管的倾斜角度相同。

6.如权利要求3所述的螺旋流浆态床反应器，其特征在于，所述气体分布器布气管在所述多个环形管的下表面均匀分布。

7.如权利要求3所述的螺旋流浆态床反应器，其特征在于，所述气体分布器布气管是形成在环形管下表面壁内的通道，或者是从环形管下表面突出的管。

8.如权利要求1所述的螺旋流浆态床反应器，其特征在于，所述多个环形管位于同一个平面内且以同心圆的形式设置，所有的环形管均通过所述下直管与所述螺旋管集流体连通。

9.如权利要求3所述的螺旋流浆态床反应器，其特征在于，每一组螺旋管集中的各个螺旋管具有相同或不同的内径；各个环形管具有相同或不同的内径；各个下直管具有相同或不同的内径；各个上直管具有相同或不同的内径。

10.一种进行催化反应的方法，该催化反应是气-液相反应或气-液-固相反应，该方法在权利要求1-9中任一项所述的螺旋流浆态床反应器中进行。

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