CN112705124B - 用于合成碳酸酯的反应器、系统以及合成碳酸酯的方法 - Google Patents

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Abstract

本发明公开了一种用于合成碳酸酯的反应器，自上而下包括液体分布器、拦截滤网、催化剂床层、气体分布器和催化剂支撑板。还公开了一种用于合成碳酸酯的系统，包括：主反应器，副反应器，循环泵，混合器，溶解器，冷凝器，冷却器和分离单元。还公开了一种合成碳酸酯的方法，包括：使环氧烷烃和第一股二氧化碳气体与反应器的循环物流混合，进入反应器的液体分布器；使第二股二氧化碳气体进入反应器的气体分布器；所述第二股二氧化碳气体向上与向下的液相物流混合反应，得到含碳酸酯的液体物流。本发明的装置和方法，针对性的解决了碳酸酯合成过程中，转化率低、循环泵气蚀、运行不稳定、电子级产品收率低等问题，可应用于相关工业生产中。

Description

用于合成碳酸酯的反应器、系统以及合成碳酸酯的方法
技术领域
本发明涉及一种用于合成碳酸酯的反应器、系统，以及采用该反应器或系统合成碳酸酯的方法，具体涉及一种利用环氧烷烃和二氧化碳合成碳酸酯的方法。
背景技术
碳酸酯，碳酸分子中两个羟基(-OH)的氢原子部分或全部被烷基(R、R’)取代后的化合物。遇到强酸会分解为二氧化碳和醇。
碳酸酯可应用于很多方面，碳酸二甲酯可作为甲基化试剂，焦碳酸二甲酯可作为防腐剂，聚碳酸酯用作高分子材料，碳酸乙烯酯、碳酸丙烯酯可以作为极性溶剂使用。
以碳酸酯为例，其合成的方式主要有三种，分别为光气法、酯交换法以及环氧乙烷与二氧化碳加成法。、
光气法是指用醇或酚类与光气反应，这是以前常用的制取碳酸酯的方法，但是由于光气毒气很高并会对环境造成严重的污染，该方法在发达国家已被禁止使用，故此方法正逐渐被其他污染较少的方法所替代。
酯交换法是指碳酸二乙酯和乙(丙)二醇的酯交换反应而制备碳酸酯，该方法的关键是需要找到合适的催化剂。但是该方法原材料价格较为昂贵，催化剂的效率较低，因此如果能找到较为廉价的原料和高效的催化剂，该方法将会有较好的实际应用价值。
环氧烷烃和二氧化碳加成法是指环氧烷烃与二氧化碳在催化剂的作用下进行反应生成碳酸酯。该反应是放热、体积缩小的反应，低温、高压有利于反应的进行。该反应的体系主要由均相催化体系和多相催化体系，催化剂的选用也是该反应能否顺利进行的关键。
现如今能源危机的加重，对二氧化碳的合理利用有利于能源的可持续发展。碳酸酯合成反应中，将二氧化碳作为反应原料，有着很好的实用意义。采用环氧烷烃与二氧化碳反应制备碳酸酯有两种体系，分别为均相体系和非均相体系。均相体系有着产物难分离、催化剂用量大等问题，其发展受到一定的限制，非均相法因有利于反应产物和催化剂的分离，催化剂再生简便并能够多次循环使用，有较好的工业价值。
CN106588862A公开了一种碳酸乙烯酯提纯工艺及提纯系统，分别采用了连续精馏塔和间歇精馏塔。首先将粗产品通入连续精馏塔中，顶部脱除轻组分，底部脱除重组分，测线采出提纯品，将提纯品通入间歇精馏塔，顶部脱除轻组分，侧线采出碳酸乙烯酯产品，该工艺生产过程中，脱除的轻组分中的碳酸乙烯酯并没有进行回收，产品收率低。
CN102675276A公开了一种碳酸乙烯酯自控平稳连续生产工艺，其控制中心通过数据回馈线路收集感应器测得的流速、流量、浓度、压力、温度等数据，综合后通过指令输出线路传递到效应器，控制高压计量泵的开启、流速、流量达到平衡连续生产的目的。该生产工艺使用了均相催化剂，有较大的局限性。
本发明的技术方法，主要解决现有装置生产中转化效率低、循环泵汽蚀、运行不稳定、电子级产品收率低等问题，可用于碳酸酯的大批量化工业生产中。
发明内容
本发明的目的是针对现有技术碳酸酯合成过程中转化率低、循环泵气蚀、运行不稳定、电子级产品收率低等问题，提供一种用于合成碳酸酯的反应器、系统，以及采用该反应器或系统合成碳酸酯的方法。
根据本发明的一个方面，提供了一种用于合成碳酸酯的反应器，自上而下包括液体分布器、拦截滤网、催化剂床层、气体分布器和催化剂支撑板。
根据本发明的一些实施方式，所述反应器的顶部设有气体出口；侧壁上部设有进料口，其与液体分布器相连；侧壁上部设有液体入口；侧壁下部设有气体入口，其与气体分布器相连；底部设有出料口。
根据本发明的优选实施方式，所述气体分布器设置在催化剂床层的中部或下部，优选管状分布器。管状分布器保证了气体上升及液体下降的通道，减小了床层的压降。
根据本发明的优选实施方式，所述气体分布器在所述催化剂支撑板的上方，优选其与所述催化剂支撑板的距离为200-600mm，更优选为300-500mm；所述气体分布器开孔向下。因为催化剂固体颗粒粒径小，气体穿过支撑板的阻力大。气体分布器若设置在支撑板下，气体很难穿过催化剂支撑板，或仅有部分气体穿过催化剂支撑板，另一部分会随液体向下进入循环泵，造成泵的气蚀；这样也会造成反应器内的气体分布不均，影响反应效果。本发明的气体分布器开孔向下，气体出分布器以后由于初速度会先向下走，然后再向上，因此200-600mm的距离应该为气体克服阻力速度为零，并开始向上走时的距离，该距离不随反应器高度的增加而增大。这样才能使气体能分布在整个反应器床层，若距离太大，催化剂床层下部二氧化碳气体浓度较低，影响反应效果。气体分布器的开孔向下，避免了装填催化剂时分布器内会充满催化剂。
根据本发明的另一个方面，提供了一种用于合成碳酸酯的系统，包括：
主反应器，其为上一个方面所述的反应器；
副反应器，其与所述主反应器的出料口相连；
循环泵，其位于所述主反应器的出料口和进料口之间；
混合器，其位于所述循环泵和主反应器的进料口之间，并设有环氧烷烃入口；
溶解器，其位于所述混合器和主反应器的进料口之间，并设有二氧化碳入口。
根据本发明的优选实施方式，所述副反应器的顶部设有气体出口，底部设有出料口，侧壁上部设有进料口，所述进料口与主反应器的出料口相连。
根据本发明的优选实施方式，所述循环泵设有进料口和出料口；所述进料口与冷却器的出料口相连，所述出料口与混合器的进料口相连。
根据本发明的优选实施方式，所述混合器设有进料口、出料口和环氧烷烃入口；所述进料口与循环泵的出料口相连，所述出料口与溶解器的进料口相连，所述环氧烷烃入口用于接收环氧烷烃原料。
根据本发明的优选实施方式，所述溶解器设有进料口、出料口和二氧化碳入口；所述进料口与混合器的出料口相连，所述出料口与主反应器的进料口相连，所述二氧化碳入口用于接收二氧化碳原料。
根据本发明的一些实施方式，所述系统还包括：
冷凝器，其与所述主反应器的气体出口和副反应器的气体出口相连；
冷却器，其位于所述主反应器的出料口和循环泵之间；
分离单元，其与所述副反应器的出料口相连。
根据本发明的优选实施方式，所述冷凝器设有进气口、出气口和出液口；所述进气口分别与主反应器和副反应器的气体出口相连，所述出液口与所述主反应器的液体入口相连。
根据本发明的优选实施方式，所述冷却器设有进料口和出料口，所述进料口与主反应器的出料口相连，所述出料口与循环泵的进料口相连。
根据本发明的优选实施方式，所述分离单元包括：
闪蒸设备，其与副反应器的出料口相连；
脱轻塔，其与闪蒸设备的出料口相连；
脱重塔，其与脱轻塔的出料口相连；
间歇塔，其与所述脱轻塔和脱重塔的气体出口相连。
根据本发明的优选实施方式，所述闪蒸设备优选自闪蒸罐、闪蒸塔和薄膜蒸发器，常压或负压连续操作。所述闪蒸设备优选设置盘管或夹套加热，加热温度为110-160℃。
根据本发明的另一个方面，提供了一种合成碳酸酯的方法，其采用上述第一方面所述的反应器，包括如下步骤：
使环氧烷烃和第一股二氧化碳气体与反应器的循环物流混合，进入反应器的液体分布器；
使第二股二氧化碳气体进入反应器的气体分布器；
所述第二股二氧化碳气体向上与向下的物流混合反应，得到含碳酸酯的液体物流。
根据本发明的优选实施方式，所述第一股二氧化碳气体和第二股二氧化碳气体的质量比为(1-50)：(50-99)，优选为(10-50)：(50-90)。
二氧化碳与环氧烷烃的反应是溶解反应，溶解过程是整个反应的控制步骤，若单纯的采用鼓泡反应器，反应时间相对较长。二氧化碳在碳酸酯和环氧烷烃中均有溶解，其中在碳酸酯中的溶解度达10-20％。根据本发明，在二氧化碳进入反应器前，使一部分二氧化碳气体在循环物流中充分溶解，使液体中的二氧化碳达到饱和，从而减少了或避免了二氧化碳在反应器内的溶解时间，提高了反应转化率，使得反应的转化率可以达到99％以上。
根据本发明提供的合成碳酸酯的方法，其采用上述第二个方面所述的系统，包括如下步骤：
将所述含碳酸脂的液体物流经冷却器降温后分为第一物流和第二物流；
使第一物流作为循环物流，依次经过循环泵、混合器和溶解器进入主反应器的进料口；
将环氧烷烃加入到混合器内，使其与所述循环物流混合；
将第一股二氧化碳气体加入到溶解器内，使其与所述循环物流混合；
使第二物流进入副反应器继续反应，得到碳酸酯粗产品；
使主反应器和副反应器的气体产物进入冷凝器，进行气液分离，得到的液体经由液体入口返回到主反应器。
根据本发明的优选实施方式，在所述溶解器和混合器内采用化工填料的方式来增加扰动混合。根据本发明的优选实施方式，所述主反应器中使用的催化剂为非均相催化剂，催化剂的密度与反应物(液体环氧烷烃和碳酸酯的混合物)的密度之比为0.3-2，优选为0.5-1.5。
催化剂的密度与反应物的密度接近，在气液混合反应过程中呈悬浮状态，有利于反应器内气体的分布；若催化剂的密度过大，气体分布器会被催化剂包裹住，催化反应效果差。
目前工业中最常用的催化剂是均相催化剂，因此无论是在循环物流还是反应产物中，均存在催化剂，而且反应后，需要有催化剂的分离回用的过程，增加了工艺的复杂程度和操作的难度。本发明采用非均相催化剂，在反应器内将催化剂与反应物及反应产物直接分离，避免了后续因分离催化剂而增加额外的设备和能耗。
根据本发明的优选实施方式，所述主反应器采用外循环撤热的方式，床层温度由循环泵的循环量控制。以质量计，循环量为环氧烷烃进料量的10-100倍。
根据本发明的优选实施方式，二氧化碳通入反应器后，由于密度差的影响，液位波动大，采用传统的液位计很难准确判断反应器的实际液位，极易造成“满罐”状态，因此在本发明的优选实施例中，主反应器和副反应器串联，且气相空间相通，主反应器的液体通过溢流方式进入副反应器，副反应器的进料口位置不低于主反应器催化剂床层的装填高度，不高于主反应器液体分布器的高度。
反应器顶部出来的气体会夹带少量环氧烷烃和碳酸酯，碳酸酯在40℃以下容易结晶析出，造成管道或阀门堵塞。因此，本发明将主反应器和副反应器顶部的气体经过冷凝器冷凝后由气体压力控制排出器气体吸收装置，冷凝温度不小于40℃。
根据本发明的优选实施方式，副反应器不通入二氧化碳和环氧烷烃原料，撤热方式优选夹套和/或盘管，副反应器的反应产物为不包括催化剂的碳酸酯粗产品。
主反应器内由于气体和液体逆流接触，反应过程存在返混，环氧烷烃物料不能完全转化。故本发明在副反应器内不通入二氧化碳，利用主反应器的反应产物中饱和溶解的二氧化碳与环氧烷烃继续反应，类似平推流的方式在副反应器内反应。
根据本发明的一些实施方式，所述方法还包括使副反应器得到的碳酸酯粗产品进入分离单元，具体包括如下步骤：
使碳酸酯粗产品进入闪蒸设备处理，得到液体物料和气体，气体排放；
使闪蒸设备得到的液体物料进入脱轻塔处理，得到塔顶轻组分和塔釜液体；
使脱轻塔得到的塔釜液体进入脱重塔处理，得到塔顶轻组分、电子级碳酸酯、碳酸酯优级品、碳酸酯和重组分的混合物，或者得到轻组分、电子级碳酸酯、碳酸酯和重组分的混合物；
使脱轻塔和脱重塔得到的轻组分、脱重塔塔釜液进入间歇塔，得到轻组分、碳酸酯优级品和电子级碳酸酯、重组分。
根据本发明的优选实施方式，所述脱轻塔的操作压力为0-5KPa，塔釜温度小于160℃，优选小于150℃，连续操作；其塔顶轻组分包括二元醇及其同系物。
根据本发明的优选实施方式，所述脱重塔的操作压力为0-5KPa，塔釜温度小于160℃，优选小于150℃，连续操作；其塔顶轻组分包括二元醇和碳酸酯；其进料位置以上侧线采出电子级碳酸酯，进料位置以下侧线采出碳酸酯优级品，塔釜采出重组分，或者塔釜直接采出碳酸酯和重组分的混合物。
根据本发明的优选实施方式，脱轻塔和脱重塔得到的轻组分、脱重塔塔釜液分别进入间歇塔进一步分离，塔顶得到轻组分，碳酸酯优级品和电子级碳酸酯，塔釜得到重组分；所述间歇塔的操作压力为0-5KPa，塔釜温度小于160℃，优选小于150℃，间歇操作。
上述分离单元的结构形式、填料选择均以分离系统压降最小、塔釜温度最低为前提进行设计。
根据本发明的方法，得到的电子级碳酸酯产品的收率不小于70％，更优选不小于85％。根据本发明的方法，针对性的解决了碳酸酯合成过程中，转化率低、循环泵气蚀、运行不稳定、电子级产品收率低等问题，可应用于相关工业生产中。
附图说明
图1为本发明用于合成碳酸酯的系统示意图：
图2为本发明用于合成碳酸酯的分离单元示意图；
图中，I为主反应器，II为循环泵，III为混合器，IV为溶解器，V为冷凝器，VI为冷却器，VII为副反应器，XII为分离单元，VII为闪蒸设备，IX为脱轻塔，X为脱重塔，XI为间歇塔；1为二氧化碳；2为环氧烷烃；3为循环物料；4为二氧化碳；5为循环物料；6为循环物料；7为第二物流；8为粗产品；9为为反应完全的环氧烷烃气体；10为冷凝液；11为闪蒸设备的塔釜液体；12为脱轻塔的轻组分；13为脱轻塔的塔釜液体；14为脱重塔的轻组分；15为碳酸酯和重组分的混合物；16为电子级碳酸酯；17为间歇塔的轻组分或者碳酸酯优级品或者电子级碳酸酯；18为重组分；19为闪蒸气体。
具体实施方式
下面通过实施例对本发明作进一步的阐述，但不仅限于本实施例。
本发明用于合成碳酸酯的系统的工艺流程描述如下：
原料环氧烷烃流量计量后与主反应器循环物流混合后进入主反应器液体分布器；原料二氧化碳一部分流量控制溶于主反应器的循环物流，一部分流量控制进入主反应器气体分布器，气体分布器位于催化剂床层中下部，气体分布器下部开孔；二氧化碳由分布器下部流出后向上与逆流的液相充分混合反应，主反应器的反应热采取外循环冷却撤热，反应产物以溢流方式进入副反应器继续反应，主、副反应器气相空间相连，经冷凝器冷凝后由气相压力控制排出，冷凝液回流至主反应器；副反应器的反应产物进入后续分离系统，先经闪蒸罐，不凝气去处理，液相进入脱轻塔，经脱轻塔，重组分由脱轻塔底部/或侧线进入脱重塔进一步分离；在脱重塔内底部获取优级碳酸酯和重组分的混合物，或者脱重塔进料位置下部采出碳酸酯优级品，塔釜采出碳酸酯和重组分的混合物，侧线采出可用于动力锂电池的电子级碳酸酯产品；经脱轻塔和脱重塔的轻组分、脱重塔塔釜液去间歇塔再处理，顶部不凝气去处理，顶部或侧线液体采出可进一步得到产品碳酸酯优级品和电子级碳酸酯。
【实施例1】
将100kg/h环氧乙烷经流量计量后与主反应器循环物流混合后进入主反应器；原料二氧化碳经流量控制5kg/h溶于主反应器的循环物流，115kg/h进入主反应器气体分布器，气体分布器采用管状分布器，与催化剂支撑板的距离为300mm，气体分布器下部开孔，孔径5mm；主反应器压力1.5Mpag，温度100℃，循环量3000kg/h，反应器温升40℃，反应产物以溢流方式进入副反应器继续反应，副反应器的操作条件与主反应器相同，温升小于10℃，主、副反应器气相空间相连，可经外置冷凝器冷凝至45℃后由气相压力控制排出，冷凝液回流至主反应器；
副反应器的反应产物为含碳酸乙烯酯99％，乙二醇0.5％，二乙二醇0.3％及其它同系物0.2％，进入后续分离系统，先经闪蒸塔，闪蒸塔采用填料，填料类型为BX500，填料高度3m，常压操作，采用蒸汽加热，控制塔釜温度为160℃，闪蒸后的不凝气去处理，液相进入脱轻塔；脱轻塔操作压力为5kPa，控制塔釜温度为160℃，脱轻塔釜液进入脱重塔进一步分离；脱重塔的操作压力为5kPa，温度为160℃，在脱重塔内底部获取优级碳酸乙烯酯，纯侧线采出可用于动力锂电池的电子级碳酸乙烯酯产品；经脱轻塔和脱重塔的轻组分、脱重塔釜液去间歇塔再处理，间歇塔操作压力为5kPa，控制塔釜温度为160℃，顶部不凝气去处理，顶部或侧线液体采出可进一步得到产品碳酸乙烯酯优级品和电子级碳酸乙烯酯。脱轻塔、脱重塔、间歇塔的填料类型为BX500，填料高度为12m。
通过以上分离，电子级产品收率≥70％，纯度≥99.99％，色度≤10；优级品收率≥25％，纯度≥99.95％，色度≤20。
【实施例2】
实施方式与实施例1相同，不同的是，原料二氧化碳经流量控制20kg/h溶于主反应器的循环物流，115kg/h进入主反应器气体分布器，对比实施例1，副反应器温升≤6℃。
【实施例3】
实施方式与实施例1相同，不同的是，主反应器压力2.0Mpag，温度80℃，循环量4000kg/h，反应器温升25℃；
通过分离过程，电子级产品收率≥70％，纯度≥99.99％，色度≤10；优级品收率≥25％，纯度≥99.95％，色度≤20。
【实施例4】
实施方式与实施例1相同，不同的是：
间歇塔操作压力1kPA，塔釜温度≤155℃，填料型式CY900，填料高度12m，塔顶轻组分排出收集，侧线或/和塔釜返回脱轻塔。
通过分离过程，电子级产品收率≥70％，纯度≥99.99％，色度≤10；优级品收率≥28％，纯度≥99.95％，色度≤20。
【实施例5】
实施方式与实施例1相同，不同的是：
闪蒸设备采用闪蒸罐，操作压力10kPa，温度控制120℃；
脱轻塔、脱轻塔和间歇塔操作压力3kPA，塔釜温度≤155℃，填料型式CY700，填料高度15m；
以上精馏塔冷凝器均内置于精馏塔顶，塔釜采用薄膜蒸发器，强制循环。
通过以上分离，电子级产品收率≥75％，纯度≥99.99％，色度≤10；优级品收率≥23％，纯度≥99.95％，色度≤20。
【实施例6】
实施方式与实施例1相同，不同的是，原料二氧化碳经流量控制15kg/h溶于主反应器的循环物流，100kg/h进入主反应器气体分布器，主反应器压力2.0Mpag，温度80℃，循环量5000kg/h，反应器温升15℃；
闪蒸塔操作压力0.5kPA，塔釜温度≤150℃，填料型式BX500，填料高度4m；
脱轻塔操作压力0.5kPA，塔釜温度≤150℃，填料型式CY900，填料高度18m；
脱重塔操作压力0.5kPA，塔釜温度≤150℃，填料型式CY900，填料高度18m；
间歇塔操作压力0.5kPA，塔釜温度≤150℃，填料型式CY900，填料高度10m，轻组分采出，浓缩后的碳酸乙烯酯返回脱轻塔。
以上精馏塔冷凝器均内置于精馏塔顶，塔釜采用薄膜蒸发器，强制循环。
通过以上分离，电子级产品收率≥85％，纯度≥99.99％，色度≤10；优级品收率≥13％，纯度≥99.95％，色度≤20。
【实施例7】
实施方式与实施例1相同，不同的是，原料是环氧丙烷与二氧化碳反应生成碳酸丙烯酯。
闪蒸设备采用闪蒸罐，操作压力10kPa，温度控制120℃；
脱轻塔、脱轻塔和间歇塔操作压力1kPA，塔釜温度≤160℃，填料型式CY700，填料高度20m；
以上精馏塔冷凝器均内置于精馏塔顶，塔釜采用薄膜蒸发器，强制循环。
通过以上分离，电子级产品收率≥70％，纯度≥99.99％，色度≤10；优级品收率≥25％，纯度≥99.5％，色度≤30。
在本发明中的提到的任何数值，如果在任何最低值和任何最高值之间只是有两个单位的间隔，则包括从最低值到最高值的每次增加一个单位的所有值。例如，如果声明一种组分的量，或诸如温度、压力、时间等工艺变量的值为50-90，在本说明书中它的意思是具体列举了51-89、52-88……以及69-71以及70-71等数值。对于非整数的值，可以适当考虑以0.1、0.01、0.001或0.0001为一单位。这仅是一些特殊指明的例子。在本申请中，以相似方式，所列举的最低值和最高值之间的数值的所有可能组合都被认为已经公开。
应当注意的是，以上所述的实施例仅用于解释本发明，并不构成对本发明的任何限制。通过参照典型实施例对本发明进行了描述，但应当理解为其中所用的词语为描述性和解释性词汇，而不是限定性词汇。可以按规定在本发明权利要求的范围内对本发明作出修改，以及在不背离本发明的范围和精神内对本发明进行修订。尽管其中描述的本发明涉及特定的方法、材料和实施例，但是并不意味着本发明限于其中公开的特定例，相反，本发明可扩展至其他所有具有相同功能的方法和应用。

Claims (11)

1.一种用于合成碳酸酯的反应器，自上而下包括液体分布器、拦截滤网、催化剂床层、气体分布器和催化剂支撑板；
其中，所述气体分布器位于催化剂床层的下部；所述气体分布器为管状分布器；所述气体分布器与所述催化剂支撑板的距离为200-600mm；所述气体分布器的开孔向下；
气体出所述气体分布器以后由于初速度会先向下走，然后再向上。
2.根据权利要求1所述的反应器，其特征在于，所述反应器的顶部设有气体出口；侧壁上部设有进料口，其与液体分布器相连；侧壁上部设有液体入口；侧壁下部设有气体入口，其与气体分布器相连；底部设有出料口。
3.根据权利要求1或2所述的反应器，其特征在于，所述气体分布器与所述催化剂支撑板的距离为300-500mm。
4.一种用于合成碳酸酯的系统，包括：
主反应器，其为权利要求1-3中任一项所述的反应器；
副反应器，其与所述主反应器的出料口相连；
循环泵，其位于所述主反应器的出料口和进料口之间；
混合器，其位于所述循环泵和主反应器的进料口之间，并设有环氧烷烃入口；
溶解器，其位于所述混合器和主反应器的进料口之间，并设有二氧化碳入口。
5.根据权利要求4所述的系统，其特征在于，所述系统还包括：
冷凝器，其与所述主反应器的气体出口和副反应器的气体出口相连；
冷却器，其位于所述主反应器的出料口和循环泵之间；
分离单元，其与所述副反应器的出料口相连。
6.根据权利要求5所述的系统，其特征在于，所述分离单元包括：
闪蒸设备，其与副反应器的出料口相连；
脱轻塔，其与闪蒸设备的出料口相连；
脱重塔，其与脱轻塔的出料口相连；
间歇塔，其与所述脱轻塔和脱重塔的气体出口相连。
7.一种合成碳酸酯的方法，其采用权利要求1-3中任一项所述的反应器，包括如下步骤：
使环氧烷烃和第一股二氧化碳气体与反应器的循环物流混合，进入反应器的液体分布器；
使第二股二氧化碳气体进入反应器的气体分布器；
所述第二股二氧化碳气体向上与向下的液相物流混合反应，得到含碳酸酯的液体物流；
其中，气体出分布器以后由于初速度会先向下走，然后再向上。
8.根据权利要求7所述的方法，其特征在于，所述第一股二氧化碳气体和第二股二氧化碳气体的质量比为（1-50）：（50-99）。
9.根据权利要求8所述的方法，其特征在于，所述第一股二氧化碳气体和第二股二氧化碳气体的质量比为（10-50）：（50-90）。
10.根据权利要求7或8所述的方法，其采用权利要求4-6中任一项所述的系统，包括如下步骤：
将所述含碳酸酯的液体物流经冷却器降温后分为第一物流和第二物流；
使第一物流作为循环物流，依次经过循环泵、混合器和溶解器进入主反应器的进料口；
将环氧烷烃加入到混合器内，使其与所述循环物流混合；
将第一股二氧化碳气体加入到溶解器内，使其与所述循环物流混合；
使第二物流进入副反应器继续反应，得到碳酸酯粗产品；
使主反应器和副反应器的气体产物进入冷凝器，进行气液分离，得到的液体经由液体入口返回到主反应器。
11.根据权利要求10所述的方法，其特征在于，所述方法还包括使副反应器得到的碳酸酯粗产品进入分离单元，具体包括如下步骤：
使碳酸酯粗产品进入闪蒸设备处理，得到液体物料和气体；
使闪蒸设备得到的液体物料进入脱轻塔处理，得到轻组分和塔釜液体；
使脱轻塔得到的塔釜液体进入脱重塔处理，得到轻组分、电子级碳酸酯、碳酸酯优级品、碳酸酯和重组分的混合物，或者得到轻组分、电子级碳酸酯、碳酸酯和重组分的混合物；
使脱轻塔和脱重塔得到的轻组分、脱重塔塔釜液进入间歇塔，得到轻组分、碳酸酯优级品、电子级碳酸酯和重组分。
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