CN1170628A - 改进的反应器系统 - Google Patents

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Abstract

用一带强制循环的列管式热交换反应器来改进放热的液—液、气—液和气—液—固体反应的传热和传质。获得增强的生产率和选择性。

Description

改进的反应器系统
在工业动作中进行的许多液氧化和加氢反应实质上都是高度放热的。在这样的运作中，除去反应热的能力往往限制了对于一给定的反应器体积所能得到的产率。带有除热的放热反应一般在带冷却套管的搅拌釜反应器、带内冷却旋管的搅拌釜反应器、代外部支流冷却系统的搅拌釜反应器或带热交换管的泡罩塔反应器中完成。在所有情况下，反应热从热的反应液体通过一固体表面传向较冷的液体如冷却水、制冷剂或蒸发水以制造水蒸汽。
在所有这些系统中的传热用以下公式描述：
Q＝rHrV                 (1)；
Q＝UAΔT                (2)；
因此：rHr＝(A/V)UΔT    (3)；
其中，Q为总热负荷，r为容积反应速率，Hr为反应热，V为反应器体积，U为总传热系数，A为传热表面积以及ΔT为反应器液体与热交换液体之间的温度差。式3的左边为反应容积热或反应器的发热性，而右边则为容积传递热容。
式3显示了发热性随反应速率的增加而增加，而且稳定作而言，当反应速率增加时，系统的传递热容也必须增加。该式也显示出在以下情况下传递热容达到最大：(1)传热面积与反应器体积的比率达到最大，(2)总传热系数U达到最大，和(3)温度推动ΔT达到最大。
面积与体积的比率A/V取决于反应器的几何形状及热交换系统。
传热系数U为液体性质的函数，其次为换热器结构材料的函数。可以通过增加或减少反应液和/或热交换液体的流速来增加或减少U。冷的液流通常受限于压力降而且在某些情况下受限于温度方面的考虑。根据热交系统，反应液流速受限于搅拌器的输入功率或受限于压力降方面的考虑。
通过增加反应温度和/或降低冷却液温度可以增加温度差ΔT。反应温度通常取决于以提供所给定的反应速率和/或使副产物的生成达到最小。因此，通常不希望将反应温度提高。冷却液的温度通常受限于所能得到的冷却水的温度、制冷的费用或在蒸发系统中水蒸汽的质量。
在放热反应的常规反应器系统中，套层反应器容器的一个基本特征是其小的A/V比率。由于A随D(D为反应器直径)增大而增大，而且V随D2增加而增加，因此当反应器尺寸增大时A/V减少。故套层反应器一般在不超过100加仑的小体积中应用。
带内冷却旋管的搅拌釜反应器较套层容器一般具有较高的A/V比率，特别是当容器尺寸变得较大时。然而，旋管有几个局限。通过使旋管直径达到最小而使径传热面积达到最大，但旋管内的压力降给了旋管直径的一个下限。通过将旋管装进反应器内有可能增加A/V。但这将引起反应器内的不均匀流动分布，导致反应剂的不良混合及非所需的副产物的生成。在反应器容器内装载多级旋管也有机械方面的困难。因此带内冷却旋管的反应器一般在100-20000加仑的中等尺寸中应用。该反应器结构在氢化作用系统中如食用油生产以及在无机氧化如铜氧化成硫酸铜中很常见。
防止在A/V比率上的几何形状及流动限制的一个方法是使用一支流冷却系统以进行外冷却。这类反应器构型常用于枯烯氧化成氢过氧化枯烯以生产苯酚，以及在一些氢化作用系统中。
在这种支流系统中，来自反应器的支流被泵送经过换热器或其它冷却系统，而被冷却的反应液返回到反应器容器中。原则上，比率A/V不受与反应器几何形状相关联的各种限制。然而存在与这种系统相关的其它潜在问题。由于冷却是在反应器容器外部完成的，冷却器将在远比反应温度低的温度下正常操作。因此比例上需要更多的换热面积和/或冷却剂流。再者，在气-液反应器系统如用于空气氧化、氧气氧化或加氢反应中，必须防止反应剂气体进入外冷却系统。气体往往从液体中释放出来并收集在交换器较高位置的凹处和相关的管道中。这就降低了换热器的效力。气体也可以收集在循环泵中并引起泵的气蚀或气泛。在气体的空气或氧气的氧化系统中，任何在外热交换系统中形成的气体将引起爆炸危险。使气体在外热交换圈外是可能的。但在许多情况下，由于在反应系统中反应剂的不足(而在此处良好的反应剂混合是重要的)，这将导致增加副产物的生成。
泡罩塔反应器的A/V一般都很高。在用于有机酸生产的一个构型中，该泡罩塔的构型如垂直列管式换热器。反应在管程进行而冷却液在壳程中循环。气体喷入其中一些管道。由于在喷气管中气泡的气提效应引起液体的循环。因此，在这些喷入管中有上向流及气液接触。在其余的管中存在没有气液接触的下向流。这种构型具有两个缺陷。在反应剂管程中的液体速度受限于气泡上升速度，后者的速度一般在1-5英尺/秒之间。这种速度限制局限了传热系数U。同时下向流管道并不暴露在反应气中。这将由于在下向流管道中气体不足条件而引起较低的容积反应速率和/或副产物的生成。
另一常见于通过对二甲苯的连续氧化和酯化的所谓“湿法”生产对苯二甲酸二甲酯的普通的泡罩塔构型使用垂直管，其中反应液在管外而冷却液在管内。这在机械上很难做到，但如果所需反应体积大时这是有利的。在这个系统中，进料气被喷入到反应器底部。气体往往收集在卷流中致使在反应器的一段存在上升气体的柱以及在反应器的其余部分的无气下向流。这就导致上述相同的情形，在反应剂程中的受限的传热系数以及在下向流区气体不足条件。此外，由于反应剂程流不均匀，这种构型可能引起气体卷流附近的过热点。由于过度氧化这些过热点又以引起不希望的副产物的生成。
传质因素也是很生根的，特别是在气液反应系统中。如果传质是反应速率的极限，则反应器生产率取决于它。由传质极限引起的反应剂不足也可引起使化学选择性降低的副产物的生成。众所周知这些问题出现在以空气为基础的化学氧化系统中。
以空气为基础的泡罩塔和搅拌釜反应器系统具有固有的传质极限。氧气传质与在含有气泡的氧气中的氧气浓度或氧气分压成比例。在泡罩塔或搅拌釜反应器中空气气泡的氧气浓度在喷雾器中仅21％。由于氧溶解进反应液中并被反应所消耗，而且由于液体蒸发进空气泡中，因此在空气泡中的氧气分压被降低，而作为空气分的氮的分压以及所蒸发的有机物质的分压则增加。因而与空气相关的传质推动力本身低于如果用纯氧作为反应气的情况。
在常规的搅拌釜和泡罩塔反应器设计中，在存在的废气流中氧气的分压必须保持在低于安全极限5％(在没有有机物质的基础上)的水平以防止在反应器蒸汽域中形成可燃气体混合物。因此在常规反应器设计中气相氧的尝试被限制在21％(空气进料点)和5％(在废气出口处)之间。在泡罩塔中，空气在反应器底部送入。气泡透过液体上升，气相氧的浓度从底部的21％变化至反应器的顶部的5％。在一充分混合的搅拌釜反应器中，整个期间系统的平均氧浓度为5％。因此，对一给定的操作压力，在常规反应器系统中对安全性的考虑严重限制了可获得的传质推动力。这种状况可通过增加整个系统的压力也即增加氧气分压或通过清除液面上空间相对大量的惰性气体如氮气而得到稍为改进，但这些变通方法一般都很昂贵。
在常规以空气为基础的反应器系统中的受限固有传质推动力的净结果是氧气不足条件，以及随之而来的生产选择性的受损，当反应温度和反应器生产率增加时这些情况很易出现。
另一限制氧气传质能力的因素是在液相中含气泡的氧气的不均匀分布度。如果液相的某些区域不暴露在含气泡的氧气中，则这些区域将发生氧气不足以及形成副产物。因此在整个反应器中良好的气泡分布具有决定性的作用。
在常规泡罩塔反应器或气提泡罩塔反应器中，气泡在反应器底部导入。由于浮力它们通过反应液上升。这些气泡引起液流循环。在泡罩塔反应器中，流动往往是从反应器中央上升而在靠近反应器皆下降。含气泡的氧往往在中央上流区浓缩，使得外部下向流气流不足并发生副产物生成反应。在气提泡罩塔中氧气一般喷入到气提过的热交换管中使得在管中具有液体上向流。对循环流则提供附加的不带喷雾器的管子。在下向流管子中普遍存在氧气不足情况以及因此而发生的副产物生成反应。
氧化系统的一个特别例子是脂族酸的生产，在该氧化系统中传热和传质是关键的。通过醛和氧的液相反应来生产脂族酸，该反应按照下列反应式进行：
R-HO+1/2O2＝R-OOH
所述醛和对应的酸可以是直链或支链，碳原子数可以为3-12。常使用低压氧代(LPO)法来制造前体醛。因此所述衍生酸常称为氧代酸。也可以不通过LPO法来获得或生产所述醛，但这类化合物称为氧代酸而非其它的酸。该方法的醛的来源并非关键。
在这种酸的工业生产中，对酸的选择性一般在80％-99％之间。选择性随择链长和侧链或支链而变小。例如具有三个碳原子(C3)的丙醛对丙酸的选择性较具有五个碳原子(C5)的戊醛对戊酸的选择性为好；具有五个直链碳分子的戊醛对戊酸的选择性高于具有支链C5的2-甲基丁醛对2-甲基丁酸的选择性。在工业实践中可在一些这样的系统中加入副产物抑制剂添加剂以改良选择性。
在液相醛氧化中，一般通过从气态空气泡中的传质来将氧气导入液体。氧化反应在液相中发生；同时在主体液相或在包围空气泡的液体膜中发生。氧气不足即在反应液中缺少溶解氧促进了会产物生成反应，因此降低了醛对酸的选择性。因此为了抑制副产物生成反应，适当的氧气从气相传质到液相对于保持液相中足够的溶解氧浓度是关键的。
已经发现副产物生成随反应温度的增加而增加。由于反应速率一般随温度的增加而增加，在较高温度下反应消耗氧气较快，以及需要更多的氧以防止出现氧气不足的情况。因此，当温度增加时气-液传质限度变坏，因而更难防止引起副产物生成的氧气不足情况的发生。在氧气不足情况下形成的副产物为甲酸酯、酮和醇。
由于醛向酸转化随温度的增加而增加，因此可能通过增加温度来提高反应器生产率。然而如果在温度方面的增加使得反应系统进入到氧气不足的体系，或使已经发生的氧气不足的情况变得更坏，则造成副产物生成反应增加及对酸的选择性降低。
氧代酸一般在空气喷射搅拌釜或泡罩塔气提反应器内生产。在工业化反应条件下，氧化反应所产生的放热是很关键的。虽然搅拌釜反应器已经用于氧代酸的生产，但由于其较高的A/V比率，也优选具有垂直列管或换热器构型的泡罩塔反应器。
在泡罩塔反应器中，空气被喷入到一些热交换管的底部，而其余管则未被喷射。这种被喷射和未被喷射的管的组合导致了在反应器中的循环液流。在被喷射的管中气体引起了液体的上向流，而在其余未被喷射的管中则出现下向流。当空气通过被喷射管上升时，氧气从空气中传递进液相，在此与醛反应生成酸。在未被喷射的管中没有氧气传质进液体。
在该反应器构型中，热交换在所有的管子发生且A/V比率较高。然而因为管程流速受限于气泡上升速度(气泡上升速度一般为1-5英尺/秒)，传热系数U稍被限制。而且，由于一部分管未被气体喷射，这些管在传质受限或氧气不足情况下操作。因此和喷射的管子相比，在未被喷射的管中副产物生成较高。在被喷射管内与用空气氧化相关的固有传质限制也使得副产物较易生成。
从上述可以看出，在文献中，强烈希望对用于氧化、加氢作用和其它入热气-液操作的反应器体系进行改进。这种所希望的改进和上述常规系统相比将减轻传热限制以及改进传质性能。
本发明的一个目的是提供一个改进的用于氧化、加氢作用以及其它放热气-液操作的反应系统。
本发明的另一个目的是提供一可以减轻传热限制和改进放热气-液操作的传质性能的反应器系统。
本发明将在下面详尽描述这些和其它目的，在所附的权利要求书中特别指出本发明新颖的特征。
在放热反应器系统中使用强制循环以及列管式热交换反应器来改进传热和传质，藉以获得容积反应器生产率和改进的选择性。
本发明根据附图进一步加以详尽描述，其中：
图1是本发明用来进行液-液反应的反应器系统实施方案的侧立面示意图。
图2是本发明用来进行气-液反应的反应器系统实施方案的侧立面示意图。
图3是本发明带有清洗的单程气-液反应的反应器系统实施方案的侧立面示意图。
图4是本发明适用于使用叶轮装置以增强气-液反应的反应器系统实施方案的侧立面示意图。
本发明的目的是通过以下措施来达：使用列管式反应器构型来获得高的传热面积与反应器体积的比率A/V，以及由于反应液的强制循环而得到增强的传热系数U。对于气-液反应系统，提供设备来获得在整个反应体积内的气体循环，藉以改进反应生产率和反应选择性。在本发明的不同实施方案中，使用一改进的反应器系统，该系统有益于进行两种或两种以上液体的液相反应，有益于氧化剂为空气或氧气的放热氧化系统，有益于加氢反应以及其它放热的气-液反应系统。这种系统可用或不用固体催化剂相。
在示于图1的本发明实施方案中，垂直列管式热交换反应器1具有位于中央的空心通流管2。叶轮装置3置于所述通流管2内，适用于通过通流管循环液体下向流进入底部混合室4，并向上通过热交换管5。该反应器更象一良好混合搅拌釜反应器，其底部混合室4提供给液体的主体混合。然而由于叶轮装置5的泵的作用，液体高速通过热交换管5进行循环，更象一外冷却系统。由于循环路径确定及受限于热交换管5，该系统不会发生以盘管填充的常规搅拌釜所遇到的流动分布问题。实施方案特别适用于液-液反应，一种液体进料通过进料线6再通过控制装置7进入反应器1的上部8，第二种液体进料通过具有与所述上部8相连的流量控制装置9a的进料线9。冷却水经入口10进入反应器1，经出口11导出。液体进料被向上引至与反应器1液体相连的上部室12，在那里形成液位13。产物液体通过具有控制装置15的产物卸出线14从底部混合室4中导出。液位控制装置16与上部室12相连以接收来自反应器液位输入信号17并将较出信号传送到流量控制装置15以保持所需的液位13。驱动泵19与驱动轴20相连，适用于驱动叶轮装置3。如图示提供上挡板装置21和下挡板装置22以便利于在空心通流管2的下向和在所述管5的上向形成所需的液体循环。
所示系统的特征在于：由于其几何形状结构而具有高的A/V比率，由于强制循环流动具有高的传热系数U。因此本发明图1的实施方案特别适用于放热液相反应。
图2图示了适用于不易燃的放热气液反应，特别是加氢反应和水溶液以空气或氧气为基础的氧化反应。在该实施方案中，垂直的列管热交换反应器23具有位于中央的空心通流管24。叶轮装置25装在通流管24内，适用于循环液体下向通过流管进入底部混合室26并向上通过热交换管27。液体进料通过含有流量控制装置29的进料线28进入反应器23的上部30。反应气进料通过含有流量控制装置量32的线31进入上部室33中。所述控制装置适用于控制与信号32a或32b相对应的反应器压力或进料气流量。正如从图中看到的，所述空气是在液位上导入的，反应器23中所述液位34在叶轮装置25的位置的上方。冷却水经进口35导入反应器23并通过出口36导出。所述叶轮装置25与被驱动泵38驱动的驱动轴37相连。安装上挡板装置39和下挡板装置40以便利于液流进入空心通流管24的顶部并从底部混合室26向上流。
反应产物通过含有流量控制装置42的卸出线41从反应器23底部取出。液位控制装置43适用于从反应器23中接收输入信号44并将输出信号45传给流量控制装置42以将反应器23内的液体控制在所需的液位34。气体通过含有流量控制装置47的线46从上部室33中排出，所述流量控制装置47适用于输入控制信号48和49所示的反压或排气流。
在图2的实施方案中，反应气在叶轮装置25的向下泵作用下在上部通流管进口处通过涡流作用导入通流管24中。因此叶轮装置在通过通流管向下进入底部混合室26和向上通过热交换管27循环的液相产生了一个气体分布。未反应的气体、惰性氮或副产物气体飘进液位34上方上部室33的气体空间50，在其中它们与新鲜进料气体混合并被导回到反应器23的循环液体中。
图2实施方案的反应器系统较常规反应器系统具有两重优点。首先，它具有上述有益的液体流动和传热特性。其次，由于反应气在反应器上部导入，它也在整个反应器容积包括所有热交换管内循环。因此，所有反应大容积用于传质，在整个反应器内反应速率达到最大，而且由于反应气不足而使副产物的生成达到最小。在以空气为基础的反应情况下，通过使用氧气进料代替空气进料使传质进一步得到增强。
示于图3是本发明实施方案特别有益于反应气与反应液上部蒸气形成一可燃气体混合物的反应系统，如在以空气或氧气为基础的有机化合物的氧化中。在这种情况下，空气或其它反应气在液面下直接喷入叶轮吸入装置。在气体注入处形成一可燃气体混合物。然而，由于气体在液体内喷射，同时燃烧不能通过液体传播，因此没有危险性。所述流路类似于图1和图2的实施方案，气液分散被泵送向下通过通流管进入底部混合室，向上通过热交换管。然后气体从液相中释放出来，收集在液体上方的气体空间中。由于反应气在整个反应器容积内循环，这种构型也利用由于加泵列管设计所得到的有益的传热和液流特性。整个反应器容积的生产率达到最大，而可发生于无气管内的反应物不足情况珠可能性被减至最小。
在图3的实施方案中，垂直列管热交换反应器5 1具有置于中央的空心通流管52。叶轮装置53被安放在所述通流管52内，最好如同本发明的其它所示实施方案在其上部，适用于循环液体向下通过所述通流管52进入底部混合室54中，向上通过热交换器55。液体进料通过含有流量控制装置57的进料线56最好进入反应器51的上部58。空气或富氧进料气经具有流量控制装置59a的进料线59进入反应器51的上部58，连同反应器51中的循环液流一起被送入叶轮吸入装置53中。冷却水经入口60被送入反应器51，从出口61导出。液体被升至所述上部58中的液位63，该上部与含有塔顶馏出物气相的上部室62液体相连，气体从上部室经含有流量控制装置65的气体卸出线64排放。产品从底部混合室54经含有流量控制装置67的线66排出。液位控制装置68适用于接收液位63的输入信号69并将输出信号70传送给流量控制装置67以保持所需的液位63。驱动马达71连接以驱动轴72，适用于驱动叶轮装置53。上挡板装置73和下挡板装置74便利于达到在通流管52向下和在所述管55向上的液体循环。
在图3的实施方案中，反压控制装置75以接收上部室62的压力的输入信号76并将输出信号77传送给气体卸出线64上的流量控制装置65。此外，含有常规流量控制装置如阀79的惰性清洗线78用来将清洗气导入到液体63上方的上部室62或反应器51中。氧气分析器80用于接收来自上部室62中氧气浓度的输入信号并将输出信号82传送给应急流量控制装置83以使附加量的惰性清洗气通过应急流量线84送入液位63上方的反应器51或上部室62中。
在可燃性系统中，必须去除在废气流中形成可燃性气体混合物的可能性。例如在有机液体与空气的氧化中，氧化在废气中的浓度必须减至低于可燃氧气浓度(一般为8％-12％)。在实践中，氧气浓度减至低于5％以提供一足够的安全系数。在该实施方案中当使施用空气时，通过反应空气中氧气浓度可以从注入点的21％减至废气中的低于5％。常规反应器以这种方式进行操作。或者可将氮气或其它衡释气加入到废气中以将氧气浓度降至低于5％。在该实施方案中如果使施用纯氧或近纯氧，如上所述，该氧也必须反应掉或将惰性稀释剂加到废气中，但由于较高的氧气浓度，该系统的传质性能得到改进。
图4显示了用于系统的优选实施方案，其中反应气可以与液相上方蒸气形成一可燃性气体混合物。该实施方案特别有益于有机化合物与纯氧的氧化。在该实施方案中，氧气在液面下注入，流动方式与上述实施方案相同。然而在该实施方案中，使用一气体抑制挡板以将气流从热交换管顶部导回进入通流管吸入区。将氮气或其它惰性气体通入到反应器上方气体空间以确保从所述气体抑制挡板下飘出的氧气被稀释至低于5％的浓度。这种布置是新颖的，并是对常规具有增强热交换能力的LOR反应器系统有利的修改，使得LOR系统适用于高度放热反应。
在图4的实施方案中，垂直列管式热交换反应器101具有位于其中央的空心通流管102。叶轮装置103安装在所述通流管102内，适用于将液体反应物循环向下经通流管进入底部混合室104，并向上通过热交换管105。有机液体进料经含有流量控制装置107的进料线106送入到反应器101的上部108中。用具有流量控制装置109a的氧气进料线109将氧或含氧气体送入到所述上部108中。冷却水经入口110进入反应器101，并从出口111中导出。有机液体进料被向上引入上部室112并在其中形成液位113。产物液体经具有控制装置115的卸出线114从底部混合室104中卸出。液位控制装置与上部室112处的测量装置相连以接收来自反应器内液位的输入信号117并将输出信号118传送给流量控制装置115以保持所需的液位113。驱动马达119连接驱动轴120，适用于驱动叶轮装置103。上挡板装置121和下挡板装置122利于达到在空心通流管102向下和在所述管105向上的所需液体循环。应注意的是，所述气体抑制挡板123安装在上挡板121上方反应器101上部的位置。在保持反应器101液体与上部室112液体之间流体相连的同时，所述气体抑制挡板123还起着将所不希望的未瓜在气流进入所述上部室112至液位113和塔顶馏出物气相减少至最低程度的作用。
在图4的实施方案中，采用反压控制装置来接收在上部室112中气相126的压力的输入信号125并将输出信号127传递给在气体卸出线129上的流量控制装置128，气体卸出线含有冷凝器130，冷却水通过线131加入其中并通过线132从中导出。此外，用氮气或其它惰性气体清洗线133来将清洗气导入到上部室112中的气相126中。如必要，用氧气分析器134来接收来自所述气相126中氧气浓度的输入信号并将输出信号136传递给常规清洗流量控制装置137和将输出信号138传递给应急流量控制139来使附加量的清洗气加到上部室112中的所述气相136的流体中。
在氧代酸的生产即通过对应醛生产脂族酸中，使用本发明与气提列管式泡罩塔反应器有关的反应器系统可以获得更高的液体循环速率，因此可以获得更高的传热系数。
在本发明的反应器系统中使用氧气以提高氧代醛向对应酸氧化的选择性。有了氧气，在氧化反应器内含有气泡的氧气的分压远远大于空气中固有的有限氧气分压。由此，对传质的驱动力也就更大，而且有为氧气，引起副产物生成的氧气不足情况的可能性就更低。
本发明的主题反应器是一个混合良好的搅拌釜反应器系统，由此在整个液体中氧气泡均匀分布。因此，有了所述反应器，不存在由于差的气液接触而导致的氧气不足的区域。而且，有了所述反应器，对氧气泡的浓度不大于5％的要求并不适用。因此，根据作为稀释剂的液体的蒸气压，在气泡中的平均氧浓度大大高于在常规带有空气的反应器中的情况。在液体蒸气压非常低的系统中，平均氧浓度可以达到95％或更高。这和在常规以空气为基础的搅拌釜反应器中的平均氧尝试为5％和在泡罩塔反应器中平均氧浓度为13％相比是有利的。
总体较高的传质速率提高了已改进的氧气的传质，增加了液相中反应所用的氧气的数量，藉以减少了与氧气不足情况相关的选择性损失。总体较高的传质速率同时也使得操作可比在常规以空气为基础的的反应系统以较低的温度和压力下进行。特别是，在较低温度下操作进一步减少了副产物的生成及增加了选择性。
本发明一个优选实践是使用如图4所示的在中央带有通流管的列管式热交换器。系统的热负荷由式1所示的反应热、所需的容积反应速率及反应体积所决定。确定了反应速率通常也确定了反应温度和压力。一旦知道热负荷、反应温度和压力，就可以用标准方法确定总传热系数U，所需的传热面积A和温度差ΔT。这些程序在下面加以描述。
一旦确定了反应体积，根据适宜反应物混合所要求的功率输入标准及液体和气体循环所要求的流量标准来选择混合叶轮/泵。这些标准对那些常规设计混合及热交换设备的技术人员来说是熟知的。对气液混合系统，所需的功率一般在大约5马力/1000加仑液体，但这个数目根据反应系统可以有很大的变化。流量标准具有两重性。首先，为了使传热系数U达到最大需要将通过热交换管的流动速度达到最大。然而当速度平方时通过管子的压力降增加。因此对一给定的系统有一最佳速度。其次，在气液系统很重要的泵标准，必须使得在通流管内的液体速度最小保持在1英尺/秒以上，但最好大于2.5英尺/秒以确保气体通过通流管向下流动。
由于反应器设计基于所要求的混合叶轮/泵特性，因此根据所需的混合功率及反应器体积来选择叶轮的尺寸和速度。这就确定了叶轮包括流量对压头曲线的泵的特性。用一估算的U从式2得到一估算的传热面积A。一旦估算了A和流量，就可以很容易地估算到系统的几何形。
设计的目的是使比率A/V达到最大，并藉此使容积传热能力达到最大，反过来这又使反应器生产率达到最大。因此需要小管径的传热管。然而当管径减少时，在管内的压力降则增加。故对于每一个设计都有一个最佳值。用所述的估算流量，使热交换管径、管的数目及管长变化以给出所需的A和可接受的压降值。通常1“或3/4”直径的传热管是最佳的。
一旦知道管径、管长和流量，就可以完成对U和ΔT的详细计算。如果计得的U不够大以满足式1，则必须加大混合叶轮的尺寸及速度。或者可以增加传热面积A。那些在热交换领域的技术人员将知道如何调整设计参数以满足传热的要求。必须注意的是在最终的设计中必须同时满足传热和混合功率的标准。
一旦确定了叶轮的尺寸，以及管径、管长和管子的数量，就可以完成反应器几何形状的其余部分。通过混合叶轮的直径确定通流管的直径。热交换管以标准三角形间距布置在通流管周围。三角形间距是优选的，因为它和正方形间距或径向布置相比具有较高的A/V。一旦管子排放好，则反应器容器的总直径也就确定。
反应器的上部几何形状取决于使用哪一种反应器构型。在液体反应器构型中，以及气体从气体空间向下引入的气液反应构型中(即所知的AGR构型)，主要的设计约束因素是确保横过热交换管顶部的流动方式是对称的，以在管中提供均匀的流量分布。这可通过使用锥形外壳及喇叭管形的锥形通流管入口段来完成。这种对称的锥形布置确保离开管的流体逐渐并均匀加速置使叶轮吸入装置以一相同的速度从所有管子中吸入。
在反应气从液面下注入，单程通过反应器以及未反应的气体作为废气排放的情形，必须防止废气在通流管吸入流中被带走。上述对称的形布置也是必要的。在这种情形下，对称锥形布置的出口的位置必须使得从锥形顶部至通流管之前从液体中释放出来。
在反应器上封头使用气体抑制挡板的情况下，也要求对称的锥形布置。与气体抑制挡板有关的其它设计约束因素公开在Kingsley美国专利5451349中。
底部混合室是由与热交换管板相同直径的锥形或碟形封头做成的。锥形封头示于图中。可以调整该封头的体积使整总的反应器体积符合所需的反应器体积。
在下封头处使用交叉挡板以帮助确保横过热交换管的均匀流动分布。交叉挡板起着将卸出流从通流管的底部分成4个相等的径向方向的部分的作用。
在产品连续导出的气注反应器系统中，使用一额外的挡板将气泡从液体产品中分离出来。这非本发明的主要部分，因为有很多种方法来完成它。
如果反应器系统用于如图2-4所示的未反应气体被导入到液体上方的气体空间的气液反应中，则混合叶轮放置在通流管的顶部以：(1)诱导涡流作用以将气体向下导入进液相中，或(2)将在液面下进料的气体分散例如当反应气与液体形成一可燃性的蒸气混合物时。在两种情况下将泵放在靠近通流况管的顶部的位置以及在靠近通流况管顶部的位置导入气体以确保反应气在整个反应器体积内循环。在这些情况下可以将气体导入到反应器的底部但气体可能随上向流通过热交换管并离开进入气体空间上方。通流管将保持没有气体的状态，这将导致该系统的优点之一即在整个反应体积内气体均匀分布的失败。
在示于图1的液体反应的情况下，以及示于图4使用气体抑制挡板的情况下，所述混合叶轮/泵可以放置在通流管的顶部或底部。在液体反应器中，叶轮的主要功能是泵送液体，故其位置不是关键的。在带有气体抑制挡板的气液反应器系统的情况下，气体抑制挡板起着将未反应的气体导入通流管的作用，在通流管中气体被液流向下吸入。因此在这种情况下，将叶轮/泵置于反应器底部并未能防止气体在整个反应器中均匀分布。
所述混合叶轮/泵可以是任何轴流装置如海洋螺旋桨或流动箔叶轮如Lightnin A-315。对气液反应器系统而言优选的实施方案是见述于Lite等人在美国专利4900480中的双螺旋叶轮。
述于图4的系统的优点在280加仑用于2-乙基已醛氧化成2-乙基已酸的热交换反应器系统中得到证实。氧气被喷入到通流管的顶部，在其中被螺旋混合叶轮分散并向下经通流管被泵送到反应器底部。然后气流混合物向上通过热交换管进入上封头。锥形的上封头和气体抑制挡板将未反应的氧气泡送回到通流管，在其中通过混合叶轮将它们重新分散及循环。醛连续进入反应器的上封头。从下封头连续导出产品酸。
所述反应器以如同在所述Litz等人的美国专利4900480公开文件的LOR(液体有机反应器)系统的方式进行操作。在反应器气体抑制挡板上方的气体空间连续用氮气惰化以使在气体空间的氧气浓度保持在安全的范围内。
在试验中，280加仑演示反应器与一系列按顺序排列的空气喷射气提列管式泡罩塔反应器并列操作。新的反应器系统比现有技术的优点示于下表中。所述演示反应器以和以空气为基础的反应器的平均值相同的容积反应速率进行操作。反应效率定义为醛的转换分数的产品及醛转化为酸的选择性。以一范围的方式给定温度和压力的变化，因为常规反应器在不同的温度和压力下操作。在反应器中保持最高的温度及最高的反应速率以保持反应速率和保持传热所需的高的ΔT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30-50磅/平方英寸(表压)校正后的废气  总空气反应器的36％流速体积
在相等的反应速率下，本发明在第一反应器的反应器系统获得的总反应效率比三个常规按顺序排列操作的反应器所获得的要高2.5％。而且对操作条件的要求程度大为降低。本主题反应器比常规反应器在湿度方面低8℃-43℃，以及在压力方面低30-50磅/平方英寸(表压)下操作。通过本系统改进的热交换性能便得低温操作变得实用。由于较高的管程流速导致强制循环使得U增加，因而温度推动力ΔT可以降低。而且由于所述反应器是按以氧气为基础的LOR来构型，因此在相同反应器体积的基础上，废气的流速减少到仅为空气反应器的36％。
由上述可知，本发明的反应器系统在本领域中是相当符合需要的进展，使得在放热反应器系统中获得增强的传热和传质。容积反应器生产率可以因此而达到最大。与氧气不足情况玎关的选择性损失也合乎需要地得到减少。使得操作在较低温度和压力下进行的本高的传质速率有利于减少付产物的生成并因此而提高了选择性。本发明的反应器系统在本领域中为传热和传质受限的液-液、气-液和气-液一固体反应系统提供了所希望的改进，提高了在其中进行操作的生产率和选择性性能。

Claims (10)

1.用于进行液体第一反应剂和气体或液体第二反应剂的放热反应的改进的反应器系统，它包括：
(a)垂直安置的列管反应器容器，它具有位于其中央的空心通流管和在空心通流管与反应器容器外壁之间环隙的热交换管，所述反应器容器上方具有一部空间，并且在所述空心通流管和所述热交换管下方具有一空心混合室；
(b)安置在空心通流管内的叶轮装置并引起第一反应剂液体经空心通流管向下快速流入底部混合室，并作为基本均匀的反应剂分散体快速向上通过所述热交换管并进入反应器容器中所述的上部空间；
(c)安置在上方的上部室并与反应器容器液体相连；
(d)将所述液体第一反应剂导入反应器容器和将所述气体或液体第二反应剂导入到所述反应器容器的导管装置或为了与液体第一反应剂快速循环向下通过空心通流管进入底部混合室和快速向上通过热交换管进入所述上部空间的上部室；
(e)从反应容器中导出产物液体的导管装置；
(f)将冷却液流向反应器容器以除去在反应器容器中生产的反应热的导管装置；和
(g)为保持在反应器容器内或上部室内所需的液位的控制装置，藉此快速贯穿反应器系统的第一第二反应剂的强制循环增强了反应剂之间的传热和传质，因此使容积反应器生产率达到最大并提高所需的生产选择性。
2.权利要求1的反应器系统，并包括在所述空心通流管的顶端和尾端的挡板装置以便利于循环反应剂的快速流入空心通流管的顶端并从其底端出来。
3.权利要求1的反应器系统，其中调节所述控制装置使其在所述上部室保持所需的液位，用于导入气体或液体第二反应剂的所述导管装置将液体与第二反应剂导入反应器容器内。
4.权利要求3的反应器系统，并包括挡板装置及所述空心通流管的顶端和末端以便利所述液体第一反应剂和所述液体第二反应剂快速循环进空心通流管的顶端并从其末端出来。
5.权利要求1的反应器系统，其中用来引入气体或液体第二反应剂的所述导管装置将气体第二反应剂的气体导入到反应器容器内所述上部室或上部空间的所述液位上方的上部室中。
6.权利要求5的反应器系统，并包括在所述空心通流管顶端和底端的挡板装置以便利于循环反应剂快速流入空心通流管的顶端并从其底端出来。
7.权利要求1的反应器系统，其中用来引入气体或液体第二反应剂的所述导管装置将空气或所有含氧进料气或氢气导入在反应容器内上部室或上部空间低于所述液面的反应器容器内。
8.权利要求7的反应器系统，并包括导管装置，用于将惰性清洗气在所述液位上方通过反应器容器的所述上部室或所述上部空间。
9.权利要求1的反应器系统，其中调节所述控制装置使其在所述上部室保持一液位，所述用来引入气体或液体第二反应剂的导管装置将适用于导入含氧气体第二反应剂在所述液位下导入反应器容器的上部室或上部空间，用来引入所述液体第一反应剂的导管装置将有机液体作为液体第一反应剂导入反应器容器中。
10.权利要求1的反应器系统，其中所述空心通流管在其顶端具有一锥形张开的部分以便利于第一和第二反应剂朝空心通流管中的下向通道流去。
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