CN115582080A - 一种颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器 - Google Patents

Abstract

本发明提供了一种颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器，所述反应器包括：反应器主体；带筛板的导流筒；颗粒，在反应器运行时，该颗粒能够悬浮在所述导流筒内部；气体分布器；主液体分布器；气体入口；液体入口；气体出口；和液体出口。相较于传统的气升式环流反应器，由于反应器的导流筒内部颗粒和流体的湍流扰动，有助于阻止气相聚并和增加液相返混，使得反应器内气液两相混合充分，增加气相在液相中的溶解度和气液接触面积，提高了流体间的传质速率和传热速率，同时使得反应器内温度分布均匀，有利于气液两相反应或者气液固三相反应，可广泛应用于气液两相或者气液固三相的化学反应过程。

Description

一种颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器

技术领域

本发明涉及化工技术领域，涉及一种颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器，可用于气液两相或者气液固三相反应的环流反应器。

背景技术

对于气液两相或者气液固三相反应通常采用搅拌釜式或鼓泡式反应器，这两种传统反应器传质效率低，且能耗较高，限制了其所能应用的反应体系。在反应过程中，气液两相或者气液固三相之间的有效混合，反应器内部的气含率大小，局部气含率的分布，颗粒的运动状态等对反应器的传质传热效率有着重要的影响。

气升式环流反应器是由鼓泡反应器演变而来，通过在鼓泡反应器中安装导流筒，由于导流筒内外两侧混合流体的密度差，从而实现反应器内液体的定向流动，使得反应器内液体形成循环。同时实现气液两相或者气液固三相的均匀混合，从而提高各相之间的传质和传热效率。此类反应器在化学工程等领域中已有着广泛的应用。

传统的气升式环流反应器依然存在着不足，即气相容易在导流筒中发生聚并，从而形成许多大气泡，导致气相在反应器内部停留时间太短，反应器内部的整体气含率难以提高。在导流筒和设备主体内壁之间的环隙区域内，由于大气泡的浮力大于流体产生的曳力，所以大气泡很难进入导流筒和设备主体内壁之间的环隙区域内，导致环隙间的气含率较低，操作参数可调节的范围比较窄，反应器的整体利用率低，反应效率低。

同时传统的气升式环流反应器的高径比范围较窄，一般为6～8附近，当高径比值较低时，比如高径比为3时，气相在导流筒内部的停留时间较短，反应转化率较低。当高径比值较高时，比如高径比为10时，会导致反应器内部的局部气含率在纵向上分布不均，导致反应效果不同，且底部气含率降低会导致气液接触面积减小，从而使得反应器的利用效率降低。然而对于不同的反应体系，在工业应用中所设计的反应器的高径比范围较宽，传统的气升式环流反应器的结构设计限制了其在化工等行业中的广泛应用。

对于传统的气液两相的氧化反应，气相在反应器中停留时间较短，反应器内部的气含率较低，气相在液相中的溶解度同样较低，受制于气液两相之间的传质速率较慢，导致氧化反应的转化率较低。通过提高反应器内部的气含率和增加气相在反应器内部的停留时间，可以有效提高气相在液相中的溶解度，从而提高氧化反应的整体转化率。通过在反应器内部加入机械搅拌设备，可提高反应器内部的液相和气相的扰动，从而提高反应器内部的气含率和停留时间，但是搅拌设备增大了机械复杂性和设备的投资成本且增加了氧化反应的危险性。因此气升式环流反应器在工业应用中的灵活性和通用性受到一定的限制，通过改造气升式环流反应器的结构来提高反应速率成为十分迫切的工业问题。

在气升式环流反应器中不同的流动行为会对流体的混合和传质过程产生重要的影响。通过改变反应器的结构和尺寸，可以有效改变反应器内流体的流动行为和反应器内部的气含率和局部气含率分布，以及气液传质面积，从而提高反应器的传质和传热效率和整体利用率。

专利公开CN1435275A描述了一种多级环流反应器，通过多级导流筒使得流体形成大环流套小环流的流动状态。从而提高反应器内气液接触能力，提高气含率，且局部气含率分布均匀，使得反应器传质效率提高，传热能力更好。

专利公开CN101249405A报道了一种具有多孔导流筒的环流反应器，气体和液体可从导流筒开孔段的气体分布孔和导流筒顶部流出，沿着导流筒与反应器主体间环隙向下流动，进入导流筒底部，实现气体和液体的环流。通过带有开孔段的导流筒，可使反应器的底部实现较高的气含率，从而提高反应器内流体的传质和传热效率。

专利CN106552560B公开了一种带有螺旋多孔筛板的气升式反应器，其中螺旋多孔筛板的板体为螺旋上升状，并在板体上开有若干筛孔，从而实现对两相流或者三相流进行导流和破碎气泡。其发明利用喷射出的气体带动液体实现循环流动，同时可将上升的大气泡破碎成小气泡，继而有效阻止气泡发生聚并，增加了反应器内部的气含率和流体之间的传质系数。

然而，现有技术中的这些常规的气升式环流反应器的高径比范围较窄(6～8)，不能满足需要较高的高径比的气升式环流反应器的场合。

发明内容

本发明的目的在于，在传统气升式环流反应器的基础上，提出了一种改进的气升式环流反应器。此反应器包括不同结构的带有筛板的导流筒，导流筒内含有一定固含量的密度与流体相近的颗粒，通过导流筒内的颗粒扰动，提高流体湍流状态，从而使得局部气含率分布均匀，且增加了反应器内部的气含率和气相的停留时间。同时提高了导流筒内外的密度差，增加了导流筒内外的流体流速。液体由主液体入口进入环型的主液体分布器中，然后喷射向下流动，从而提高导流筒内外流体的循环速度。同时液体由辅助液体入口经过导流筒顶部的辅助液体分布器，将从导流筒顶部出来的气相带入导流筒和反应器主体之间的环隙中，提高反应器整体的利用率。相比于传统的气升式环流反应器，由于此反应器的导流筒内部颗粒和流体的湍流扰动，有助于阻止气相聚并和增加液相返混，使得反应器内气液两相混合充分，增加气相在液相中的溶解度和气液接触面积，提高了流体间的传质速率和传热速率，同时使得反应器内温度分布均匀，有利于气液两相反应或者气液固三相反应，可广泛应用于气液两相或者气液固三相的化学反应过程、如氧化反应等。

相比于传统的气升式环流反应器较窄的高径比范围(6～8)，根据本发明的颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器的高径比范围更宽。当在工业应用中需要使用较高的高径比的气升式环流反应器时，可采用多层带筛板的导流筒，并在其中不同层内放置不同类型的颗粒，从而保证导流筒的上下局部固含率分布均匀，反应传质传热效果好。当在工业应用中需要使用较低的高径比的气升式环流反应器时，可采用单层或多层带筛板的导流筒，且在导流筒内部放置比流体密度更小的颗粒，从而使得导流筒内外的密度差增大，提高导流筒内外的流体循环速度。通过巧妙设置不同层数的带筛板的导流筒，并在其中放入合适类型的颗粒，可使其在工业上的应用更加广泛。同时此反应器内部的颗粒扰动具有机械搅拌的扰动效果，相比在反应器内添加机械搅拌设备，带颗粒的导流筒设计结构更加简单，并且尺寸设计更加灵活，而且相对搅拌设备更加安全。

对于气液两相的氧化反应，相比于传统的气升式环流反应器，通过在颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器中设计多层分割区域并放置不同含量的颗粒，颗粒的扰动搅拌可有效提高反应器内部氧气的停留时间和氧气含量以及氧气的溶解度，同时提高液相返混效果和气液两相间的传质效率，使得反应器内部局部气含率分布均匀。并且氧化反应的放热量较大，通过颗粒的扰动搅拌作用，使得气液两相流体之间的温度分布均匀，增加了相间传热效率，从而提高氧化反应的整体转化率，增加设备的经济效益。

因此，根据本发明，提供了一种颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器，所述反应器包括：

反应器主体1；

带筛板的导流筒2，该带筛板的导流筒2位于反应器主体1的内部，并和反应器主体1同轴心，所述带筛板的导流筒2的顶部和底部均有开孔分布均匀的筛板，并且所述带筛板的导流筒2的外径小于所述反应器主体1的内径；

颗粒3，在反应器运行时，该颗粒3能够悬浮在所述导流筒2内部；

气体分布器4，其位于反应器主体1的内部的下端且位于所述带筛板的导流筒2的下方或者内部；

主液体分布器5，其位于反应器主体1的中部；

气体入口，其与所述气体气体分布器4相连通且用于进料气体；

液体入口，其与所述主液体分布器5相连通且用于进料液体；

气体出口，其位于所述反应器主体1的顶端且用于排出气体；和

液体出口，其位于所述反应器主体1的上端且用于排出液体，所述液体出口位置高于所述带筛板的导流筒2的顶端。

优选地，所述带筛板的导流筒2形状为选自圆柱型、圆台型和沙漏型。

所述圆台形是指所述带筛板的导流筒2的上端直径大于下端直径，优选上端直径与下端直径的比为1～2。

所述沙漏形是指所述带筛板的导流筒2的上端和下端直径大于中间直径，优选上端直径和下端直径与中间直径的比为1～2。

优选地，所述带筛板的导流筒2中设置一个或多个中间筛板，或者在所述带筛板的导流筒2的内部设置导流筒。优选地，所述带筛板的导流筒内径和设在其内部的导流筒的内径比为1.5～3。优选地，所述设在其内部的导流筒为两端均为开口(未封端)的圆筒。

优选地，所述带筛板的导流筒2的顶部筛板、底部筛板，以及任选的一个或多个中间筛板的开孔率为30％～93％。

优选地，所述反应器主体1反应段总高与内径的比率为0.5～20。

优选地，所述带筛板的导流筒2的平均内径与所述反应器主体1的内径比为0.3～0.9，所述带筛板的导流筒2的平均内径是指：在所述带筛板的导流筒2为圆柱型的情况下，平均内径为所述带筛板的导流筒2的内径；在所述带筛板的导流筒2为圆台型或沙漏型的情况下，平均内径为所述带筛板的导流筒2等体积等高的圆柱体的内径。

优选地，所述带筛板的导流筒2和所述反应器主体1的反应段总高比为0.5～0.9。

在设计颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器时，为了确定带筛板的导流筒内加入颗粒的体积，需要考虑导流筒内外的压降差。由于在带筛板的导流筒内部存在气液固三相，则流体床层的压降与三相的相含率均有关。在稳定流动状态下，如果假设各层导流筒区域内的固体颗粒只是流体的曳力和重力的共同作用，而不考虑颗粒之间的摩擦损失，则流体床层的轴向压力梯度(静压梯度)计算方法为：

ε_s：固相含率

ε_l：液相含率

ε_g：气相含率

ρ_s：固相密度

ρ_l：液相密度

ρ_g：气相密度

g：重力加速度

由于在带筛板的导流筒外部只存在气液两相，则流体床层的压降只与气液两相的相含率有关。在稳定流动状态下，则流体床层的轴向压力梯度(静压梯度)计算方法为：

ε_l+ε_g＝1

在计算导流筒内外的压降差时，同时还要考虑导流筒的筛板压降，流体在通过筛板时的压降Δp_D可用反应器内的空塔速度来计算：

C_D：阻力系数，其与筛板形状有关；当筛板形状固定时，可视为常数

α：开孔率

U：空塔速度

ρ_f：流体密度

g：重力加速度

带筛板的导流筒2中含有一定体积的密度且粒径适宜的颗粒3，颗粒3分布于由筛板分割开的导流筒内部空间中。在带筛板的导流筒2内部不同的筛板空间内，可采用不同体积含量不同密度不同粒径的颗粒3，从而实现各个划分区域内流体具有不同的流动状态和混合状态。在确定颗粒的密度和直径时，需要考虑颗粒的净重(重力和浮力之差)会被流体流过颗粒表面时产生的摩擦阻力平衡，此时需要计算颗粒的终端速度U_t：

d_p：颗粒当量直径

ρ_p：颗粒密度

ρ_f：流体密度

C_ds：曳力系数

同时为了保证颗粒在导流筒内部悬浮流动，确定合适的表观气速，需要计算三相体系的临界流化液速，临界流化液速U_Imf计算公式：

U_lmf0：液固两相临界流化液速

_g：表观气速

μ_l：液相粘度

ρ_l：液相密度

A_r：阿基米德数

当带筛板的导流筒内各个分层区域内的液体流速大于各层中的颗粒临界流化液速，颗粒在各个区域内才能流动，从而提高流体之间的混合状态，降低气泡的尺寸。

一定体积的密度合适且粒径适宜的颗粒3在带筛板的导流筒2内部因为气相和液体的带动而悬浮碰撞运动。气相进入带筛板的导流筒2中，因为颗粒3的碰撞扰动，阻止了气相发生聚并，随后气相由带筛板的导流筒2的顶部流出。液相经液体分布器5均匀分布后，将气相带入反应器主体和导流筒之间的环隙中，然后液相通过带筛板的导流筒2的底部进入导流筒内部。

优选地，所述颗粒3的平均密度与反应器中的液体的密度相近。优选地，所述颗粒3的平均密度为反应器中的液体的密度80％至120％，更优选地为反应器中的液体的密度90％至110％。

优选地，所述颗粒3占所述带筛板的导流筒2的体积比为5％～30％。

当反应器的气相进料一定时，则在带筛板的导流筒的各层区域内的气相含率和气相密度基本不变，通过调节各层区域内颗粒的含量(即固相含率)，以及颗粒的密度，同时考虑液相的密度，从而可以调节导流筒的各层区域内的流体床层的压力梯度变化。

在设计反应器时，当反应器的高径比较低时，可将导流筒内部空间分割为1～3层空间，并在其中分别放入不同含量的颗粒。当气体分布器出口气速较大时，可在导流筒底部分割区域内放入比顶部分割区域内更多含量的颗粒，由于底部气相速度较快，所以可以使得底部区域内的颗粒流化效果更好。而对于顶部分割区域内，气相速度相对较低，所以只能流化少量颗粒。当所设计的反应器的高径比值较高时，比如8～10，此时可视颗粒流化情况将导流筒内部分割为更多区域，由于气速从下往上流经导流筒内部的速度逐渐减小，所以从下往上依次逐渐降低分割区域内的颗粒含量。如果气体分布器的入口气速较大时，可采用不同密度的颗粒放于不同的分割区域内，从下往上依次放入的颗粒密度逐渐减小。不同分割区域内，采用不同含量和不同密度的颗粒，可以使得导流筒内部的局部气含率分布均匀，且进一步提高了气含率、气相停留时间、气液接触面积、循环流体流速、和传质传热效率。同时颗粒含量、密度和粒径可调，使得反应器的设计更加灵活，且适用于较宽范围的高径比反应器设计。

优选地，所述气体分布器4可为多孔型分布器或单孔型分布器等型式。

优选地，所述主液体分布器5位于所述带筛板的导流筒2与所述反应器主体1之间的环隙中部。液体由此处喷射向下流动，可有效提高导流筒内外流体的循环速度，从而提高流体之间的混合效果。

优选地，所述主液体分布器5的环形内径与反应器主体1的内径比值为0.7～0.95，开孔率为5％～30％。

优选地，所述气升式环流反应器还包括：位于所述带筛板的导流筒2的上方且在所述液体出口下方的辅助液体分布器6和与所述辅助液体分布器6相连通且用于进料液体的辅助液体入口，所述辅助液体分布器6与所述带筛板的导流筒2同轴心。

优选地，所述辅助液体分布器6为圆锥体，或者为上下两个圆锥体底面相接，圆锥体底部圆面的内径和带筛板的导流筒2的上端内径比值为0.1～0.5，且所述圆锥体的截面的顶部角度范围为60到150°。

本发明颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器的特点为：

1、本发明的颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器包括反应器主体1、带筛板的导流筒2、颗粒3、气体分布器4、主液体分布器5和任选的辅助液体分布器6，以及用于进料的进料口和用于出料的出料口。带筛板的导流筒2有圆柱型，或者为上端和下端直径大于中间直径的沙漏型，或者为上端直径大于下端直径的圆台型等，其顶部和底部或者中间含有筛板，且其内部也可含有小型导流筒。气体分布器4可为多孔型分布器或单孔型分布器等型式。主液体分布器5为圆环型，并在圆环上均匀开孔，液体由此喷射向下流动，可有效提高导流筒内外的液相循环流速。辅助液体分布器6为圆锥型，或者为上下两个圆锥体底面相接。在带筛板的导流筒2内部不同的筛板空间内，可采用不同体积含量不同密度不同粒径的颗粒3，从而实现各个划分区域内流体具有不同的流动状态和混合状态。在设计反应器时，当反应器的高径比较低时，可将导流筒内部空间分割为1～3层空间，并在其中分别放入不同含量的颗粒。当气体分布器出口气速较大时，可在导流筒底部分割区域内放入比顶部分割区域内更多含量的颗粒，由于底部气相速度较快，所以可以使得底部区域内的颗粒流化效果更好。而对于顶部分割区域内，气相速度相对较低，所以只能流化少量颗粒。当所设计的反应器的高径比值较高时，比如8～10附近，此时可视颗粒流化情况将导流筒内部分割为更多区域，由于气速从下往上流经导流筒内部的速度逐渐减小，所以从下往上依次逐渐降低分割区域内的颗粒含量。如果气体分布器的入口气速较大时，可采用不同密度的颗粒放于不同的分割区域内，从下往上依次放入的颗粒密度逐渐减小。不同分割区域内，采用不同含量和不同密度的颗粒，可以使得导流筒内部的局部气含率分布均匀，且进一步提高了气含率、气相停留时间、气液接触面积、循环流体流速、和传质传热效率。同时颗粒含量、密度和粒径可调，使得反应器的设计更加灵活，且适用于较宽范围的高径比。

2、气相流经气体分布器4进入带筛板的导流筒2中，颗粒3在气相和液相的曳力带动下，在带筛板的导流筒2中悬浮碰撞，从而阻止了气相聚并，同时提高了流体的湍流扰动，使得气液接触充分，局部气含率分布均匀，增加了反应器内部的气含率。同时提高了导流筒内外的密度差，加速了导流筒内外的流体流速。带筛板的导流筒2的上方的液体分布器将液体导引至反应器主体1和带筛板的导流筒2之间的环隙内，同时将气相带入环隙间，提高反应器主体的利用率。

3、由于反应器内流体湍流扰动，有助于阻止气相聚并，使得反应器内物料混合充分，提高了流体间的传质速率和传热速率，气体溶解速率更高，且反应器内温度分布均匀，有利于气液两相反应和气液固三相反应，如氧化反应等化工生产过程。同时在带筛板的导流筒2的内部被筛板分割的不同空间中，采用不同体积含量不同密度不同粒径的颗粒3可以使得各相流体实现不同的混合程度和相间传质传热效率，进一步扩宽了其在工业生产中的实际应用范围。

4、对于氧化反应过程，采用颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器可有效提高反应器内部氧气的停留时间和氧气含量以及氧气的溶解度，同时提高液相返混效果和气液两相间的传质传热效率，并且在扰动区的轴向上局部气含率分布均匀，从而提高氧化反应的整体转化率，和增加设备的经济效益。

附图说明

图1是根据本发明的一个实施方式的颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器结构图及流动状态图；

图2是根据本发明的一个实施方式的颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器的带筛板的导流筒结构图及流动状态图；

图3是根据本发明的一个实施方式的颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器的带筛板的导流筒结构图及流动状态图；

图4是根据本发明的一个实施方式的颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器的带筛板的导流筒结构图及流动状态图；

图5是根据本发明的一个实施方式的颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器的带筛板的导流筒结构图及流动状态图；

图6是根据本发明的一个实施方式的颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器的带筛板的导流筒结构图及流动状态图；

图7是根据本发明的一个实施方式的颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器的带筛板的导流筒结构图及流动状态图；

图8是根据本发明的一个实施方式的颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器的带筛板的导流筒结构图及流动状态图；

图9是根据本发明的一个实施方式的颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器的带筛板的导流筒结构图及流动状态图；

图10是根据本发明的一个实施方式的颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器的带筛板的导流筒的示意性的筛板结构图；

图11是根据本发明的一个实施方式的颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器的主液体分布器结构图。

具体实施方式

下面结合附图对本发明进行详细描述。

如图1所示，颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器包括：反应器主体1；带筛板的导流筒2，其在反应器主体1内部且与其同轴；颗粒3，其位于带筛板的导流筒2的内部；气体分布器4，其位于带筛板的导流筒2的下部或者内部；主液体分布器5，其位于所述反应器主体1的中部，并且位于带筛板的导流筒2和反应器主体1之间的环隙中间；辅助液体分布器6，其位于带筛板的导流筒2的上部；气体入口，其与气体分布器4相连通且用于进料气体；液体入口，其与主液体分布器相连通且用于进料液体；气体出口，其位于所述反应器主体1的顶端且用于排出气体；和液体出口，其位于所述反应器主体的上端且用于排出液体，所述液体出口位置高于辅助液体分布器6。

带筛板的导流筒2与传统的气升式环流反应器内的导流筒不同，可以为圆柱型，或者为上端和下端直径大于中间直径的沙漏型(参见图6)，或者为上端直径大于下端直径的圆台型(参见图3)等。带筛板的导流筒2的顶部和底部或者中间包括筛板，且其内部也可包括小型导流筒。颗粒3则位于带筛板的导流筒2内被筛板分割开的空间内，可在不同的空间内采用不同体积分率不同密度和不同粒径的颗粒。同时在带筛板的导流筒2内部可安置小型导流筒，增强流体的定向流动状态。

当气相通过气体分布器4进入反应器中，气相先进入带筛板的导流筒2中，并提高了带筛板的导流筒2内的气含率，在带筛板的导流筒2内外混合相的密度差和气体喷射的共同作用下，使得带筛板的导流筒2内部的压强小于带筛板的导流筒2外部的压强。此时反应器内部的液体将携带气体由带筛板的导流筒2的底部进入导流筒中，并逐渐形成稳定的内循环定向流动。在带筛板的导流筒2内部，由于液体和气体的流动，带动颗粒3悬浮碰撞运动，提高了流体的湍流扰动，阻止了气相之间的聚并，提高了反应器内部的气含率。由带筛板的导流筒2的顶部出来的气相在顶部辅助液体分布器6导引的液体带动下进入反应器主体1和带筛板的导流筒2之间的环隙内，并随着液体的定向运动，实现内循环的流动状态。同时液相由主液体分布器5进入环隙中，并且喷射向下流动，可有效提高导流筒内外的液相循环速度，增加反应器内部的扰动效果。

反应器内部的气含率大小和流体之间的混合状态以及气含率的轴向分布，可通过改变带筛板的导流筒2的长度、形状、筛板数量、是否添加小型导流筒以及不同分割空间中颗粒的体积含量、密度和粒径大小。例如在轴向不同被筛板分割的导流筒内部空间中，可采用逐步降低体积含量、减小密度和减少粒径的不同颗粒，从而提高带筛板的导流筒2中各个分割区间内的气含率，继而增加反应器内部的整体气含率。

下面介绍本发明的实施例，但本发明的保护范围，并不局限于下面的实施例。

实施例1

参照图1，一种颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器，用于气液两相反应，包括反应器主体1和带筛板的导流筒2，反应器主体1高度和带筛板的导流筒2的高度比值为1.5，反应器主体1的反应段总高与内径的比率为2.8；所述带筛板的导流筒2和所述反应器主体1的反应段总高比为0.8；反应器主体1内径和带筛板的导流筒2的内径比值为1.25。在带筛板的导流筒2的上部和下部分别放置了辅助液体分布器6和气体分布器4，辅助液体分布器6(其为截面的顶角为120°的圆锥体)的内径和带筛板的导流筒2的内径比值为0.3，气体分布器4的内径和带筛板的导流筒2内径比为1∶3。在反应器主体1的中部且在带筛板的导流筒2和反应器主体1之间的环隙中放置主液体分布器5，其内径与反应器主体1的内径比值为0.9。参见图2，带筛板的导流筒2内部被筛板分割为3个区域，由下往上分别放置了相对于带筛板的导流筒2的内部空间体积的15％、10％和5％体积分数的密度与液相水接近且粒径为5mm的圆球型颗粒。带筛板的导流筒2的筛板的结构在图10中示意性的示出。其中，带筛板的导流筒2的顶部筛板的开孔率、中间筛板的开孔率，以及底部筛板的开孔率均为85％。液相水一部分由主液体分布器5进入反应器的环隙内部，另一部分经过辅助液体分布器6后，向反应器主体1和带筛板的导流筒2之间环隙内向下流动。主液体分布器5的结构的示意图如图11所示，其中，主液体分布器5为环形管状结构，其中均匀分布有多个液体流出孔，开孔率为25％。气相空气通过气体分布器4的气孔中喷射出来后，形成气液两相流通过筛板进入导流筒内部。气体分布器4为环形多孔型分布器。在流体曳力的带动和扰动下，固相颗粒悬浮碰撞可阻止气相聚并。液相水和气相由导流筒顶部通过筛板后流出，然后在液体分布器流出的液相水的曳力带动下进入反应器主体1和带筛板的导流筒2之间的环隙中，并发生定向循环流动。

图2至图9给出了带筛板的导流筒2的不同的变形形式。

实施例2

反应器：

1、实施例1中描述的颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器；体积：10m³；

在不同层级区域内加入不同体积含量的惰性颗粒，颗粒密度与液相相近，粒径约5mm；

2、传统的气升式环流反应器：与颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器的结构尺寸相同，但是不包括颗粒，且导流筒不包含筛板，同时没有辅助液体分布器6。

氧化反应：异丙苯+空气→过氧化氢异丙苯

反应温度：110℃；反应压力：4bar；

连续操作，液体空速：12min，气体空速：3min。

表1：反应转化率和产物的选择性

在合适的工艺条件和反应器结构设计下，颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器能将异丙苯的氧化反应转化率提高至8.1％，过氧化氢异丙苯的选择性提高至89％。相比于传统的气升式环流反应器，颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器的导流筒中的颗粒扰动，增加了氧气的溶解度和反应器内部的氧气含量以及气相的停留时间。同时颗粒的湍流扰动，使得气液接触充分，局部气含率分布均匀，提高了氧气和流体之间的接触面积和传质效率，而且流体的温度分布更加均匀，从而使得反应器的转化率和选择性均有增加。

Claims (10)

1.一种颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器，所述反应器包括：

反应器主体(1)；

带筛板的导流筒(2)，该带筛板的导流筒(2)位于所述反应器主体(1)的内部，并与所述反应器主体(1)同轴心，所述带筛板的导流筒(2)的顶部和底部均有开孔分布均匀的筛板，并且所述带筛板的导流筒(2)的外径小于所述反应器主体(1)的内径；

颗粒(3)，在反应器运行时，该颗粒(3)能够悬浮在所述导流筒(2)内部；

气体分布器(4)，其位于所述反应器主体(1)的内部的下端且位于所述带筛板的导流筒(2)的下方或者内部；

主液体分布器(5)，其位于所述反应器主体(1)的中部；

气体入口，其与所述气体分布器(4)相连通且用于进料气体；

液体入口，其与所述主液体分布器(5)相连通且用于进料液体；

气体出口，其位于所述反应器主体(1)的顶端且用于排出气体；和

液体出口，其位于所述反应器主体(1)的上端且用于排出液体，所述液体出口位置高于所述带筛板的导流筒(2)的顶端。

2.根据权利要求1所述的颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器，其中，

所述带筛板的导流筒(2)形状选自圆柱型、圆台型和沙漏型；

优选地，所述带筛板的导流筒(2)中设置一个或多个中间筛板，或者在所述带筛板的导流筒(2)的内部设置导流筒；更优选地，所述带筛板的导流筒内径和设在其内部的导流筒的内径比为1.5～3；

优选地，所述带筛板的导流筒(2)的顶部筛板、底部筛板，以及任选的一个或多个中间筛板的开孔率为30％～93％。

3.根据权利要求1或2所述的颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器，其中，

所述反应器主体(1)的反应段总高与内径的比率为0.5～20；

优选地，所述带筛板的导流筒(2)的高度与所述反应器主体(1)的高度的比率为0.5～0.9。

4.根据权利要求1至3中任一项所述的颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器，其中，

所述带筛板的导流筒(2)的平均内径与所述反应器主体(1)的内径比为0.3～0.9。

5.根据权利要求1至4中任一项所述的颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器，其中，

所述颗粒(3)的平均密度为所述反应器中的液体的密度80％至120％，更优选地为所述反应器中的液体的密度90％至110％；

优选地，所述颗粒(3)占所述带筛板的导流筒(2)的体积比为5％～30％。

6.根据权利要求1至5中任一项所述的颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器，其中，

所述气体分布器(4)为多孔型分布器或单孔型分布器。

7.根据权利要求1至6中任一项所述的颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器，其中，

所述主液体分布器(5)位于所述带筛板的导流筒(2)与所述反应器主体(1)之间的环隙中部；

优选地，来自所述主液体分布器(5)的液体喷射向下流动。

8.根据权利要求1至7中任一项所述的颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器，其中，所述主液体分布器(5)的环形内径与所述反应器主体(1)的内径比值为0.7～0.95，开孔率为5％～30％。

9.根据权利要求1至8中任一项所述的颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器，其中，

所述气升式环流反应器还包括位于所述带筛板的导流筒(2)的上方且在所述液体出口下方的辅助液体分布器(6)和与所述辅助液体分布器(6)相连通且用于进料液体的辅助液体入口，所述辅助液体分布器(6)与所述带筛板的导流筒(2)同轴心。

10.根据权利要求9所述的颗粒碰撞扰动式的气升式环流反应器，其中，

所述辅助液体分布器(6)为圆锥体，或者为上下两个圆锥体底面相接，所述圆锥体的底部圆面的内径和所述带筛板的导流筒(2)的顶端的内径比值为0.1～0.5，且所述圆锥体的截面的顶部角度范围为60°到150°。

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