CN117772078A - 氢甲酰化方法和设备 - Google Patents
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Abstract
公开了氢甲酰化方法和设备。提供了一种氢甲酰化合成反应釜，它包括置于所述反应釜顶部的下喷自吸式反应器，所述下喷自吸式反应器依次包括喷嘴和流体相连的吸气段、混合段和扩散段，所述喷嘴位于吸气段内，所述吸气段与原料气源流体相通；其特征在于所述吸气段还通过管道与所述反应釜液相线以上部分流体相通，并且所述反应釜还包括在反应釜内并与原料气源流体相连的气体分布器。
Description
本发明专利申请是申请号为201910550807.5，申请日为2019年6月24日，名称为“氢甲酰化方法和设备”的发明专利申请的分案申请。
技术领域
本发明涉及氢甲酰化合成方法和设备，具体涉及一种由烯烃和合成气氢甲酰化制备醛的方法、用于该方法的反应设备和反应系统。采用本发明方法和反应系统可提高反应效率、减少设备投资，具有高的经济效益。
背景技术
烯烃氢甲酰化反应是重要的有机合成反应，在现代工业中起着举足轻重的作用。其产物醛是很有用的化学中间体，能够合成出多种重要的化学化工产品，是迄今为止生产规模最大的均相催化反应过程。[Trzeciak,A.M.；Ziólkowski,J.J.Coord.Chem.Rev.1999,190-192,883-900.]。
由烯烃氢甲酰化生产醛的主要方法包括低压铑催化氢甲酰化法，高压钴催化氢甲酰化法。在一定条件下，原料烯烃与合成气H2/CO直接一起进入反应釜的催化剂溶液中，在液相主体发生反应生成醛类。在使用配体改性均相催化剂的烯烃氢甲酰化过程中，反应液中浓度和温度的不均可对反应转化率、醛的时空产率(STY，意指单位时间，单位体积烯烃的转化量，基于反应总体积)、产物的正异比产生严重影响，因而大部分装置需要通过搅拌增强气液间的接触，使物料彻底混合均匀。随着反应碳链的增长，烯烃氢甲酰化的反应活性降低，特别是当内烯烃的存在，反应活性降低更为明显，反应停留时间长，导致反应副产物多，因而需要找到一种反应强化的方法，来提升反应效率，提高主反应的选择性。
一种改性方法是用搅拌来混合反应液。带搅拌桨的反应釜混合效果较好，但搅拌器构造复杂，特殊情况下使用的搅拌器材质昂贵。使用搅拌反应釜的另一个缺点是搅拌器轴必须穿过加压反应釜的器壁，对设备的密封要求较高，同时受搅拌轴转动的影响，对反应釜密封和搅拌桨有较高的应力要求。日常运行中搅拌设备容易发生设备故障，严重影响生产的持续稳定运行。目前工业上实际应用的烯烃氢甲酰化反应装置绝大部分均采用釜式搅拌器，由于传质等因素，反应效率相对低，以正丁烯氢甲酰化的工业应用实例为例，7万吨/年的2-丙基庚醇生产装置，需要3个搅拌反应釜串联反应，且每个反应釜的体积在105m3(《机械工程师》，2015(6)：252-254)。
作为搅拌式反应釜的替代，工业上有使用鼓泡塔反应釜进行烯烃氢甲酰化反应的案例。反应气体从鼓泡塔底部通入，通过气体分布器确保反应气分散于反应液中以增加传质表面积，气泡在反应液中分散上升，从而使反应液混合。但在单纯的鼓泡塔反应釜中，由于反应气在上升过程中参与氢甲酰化反应，容易在鼓泡塔内形成局部范围的浓度梯度和温度不均性，从而影响反应转化率、醛选择性和醛的时空产率，生产效率也低于搅拌反应釜。
CN 101679173B公开了一种通过将烯烃与包含一氧化碳和氢气的合成气体反应制备醛的方法和装置，它采用喷射器加强气液传质的方式，从而改进醛化效率，得到合意的高产率醛。
CN102272079A公开了一种由烯烃制备醇的设备，它包括加氢甲酰化反应器，所述反应器包括用于向反应器内的催化剂混合溶液中喷射烯烃和合成气的喷射装置、用于排出所述烯烃和合成气的反应混合物的反应器出口、用于改变所述烯烃和合成气流动的分配板、和用于将部分反应混合物循环至喷射装置的循环管。
汪小伏等的“喷射式气-液反应器的型式及应用”(《化学工业与工程技术》2002年第23卷第2期)介绍了喷射式气液反应器。它提到工业上典型使用的有下喷自吸式反应器，所述下喷自吸式反应器由喷嘴、吸气室、混合室和扩散室四部分组成。当具有一定压力的反应液经喷嘴向下喷射时,产生很高的流速,在喷嘴周围形成压力降,而将侧面供应的原料气吸入吸气室,然后在混合室内充分混合形成湍流,同时进行反应。产物在扩散室内流速逐渐降低,利用增加的静压力将产物送出去,因不需要压缩机等送气设备即可自行吸入大量气体,大大减少了能耗。并且物料在喷嘴处形成稳定的湍流,强化了气液间的混合,对扩散控制的气-液相瞬间反应非常有利。
在化工工业中，反应效率哪怕提高1％就会产生巨大的经济效益。虽然引入喷射式气-液反应器改善了烯烃氢甲酰化反应的效率，但是这种方法还有进一步改进的余地。
发明内容
本发明的目的就是进一步改善烯烃氢甲酰化反应的效率。
因此，本发明的一个方面涉及一种氢甲酰化合成反应釜，它包括置于所述反应釜顶部的下喷自吸式反应器，所述下喷自吸式反应器依次包括喷嘴和流体相连的吸气段、混合段和扩散段，所述喷嘴位于吸气段内，所述吸气段与原料气源流体相通；
其特征在于所述吸气段还通过管道与所述反应釜液相线以上部分流体相通，并且所述反应釜还包括在反应釜内部并与所述原料气源流体相连的气体分布器。
本发明的另一方面涉及一种氢甲酰化合成反应的反应系统，它包括本发明所述氢甲酰化合成反应釜，所述反应釜包括：
安装在其顶部的下喷自吸式反应器，该反应器依次包括喷嘴和流体相连的吸气段、混合段和扩散段，所述喷嘴位于吸气段内，所述吸气段与原料气源流体相连，并且所述吸气段还通过管道与所述反应釜液相线以上部分流体相通；
在反应釜内并与所述原料气源流体相连的气体分布器；
安装在其下部用于排出反应混合物和催化剂溶液的反应釜出口；和
安装在所述下喷自吸式反应器和反应釜出口之间用于改变所述烯烃和合成气的流动的分配板；
所述系统还包括用于从反应釜出口回收反应混合物而后供应给下喷自吸式反应器的喷嘴以使反应混合物和催化剂溶液循环的循环管。
本发明的另一方面涉及一种由烯烃制备醛的方法，它包括如下步骤：
提供氢甲酰化合成反应釜，所述反应釜的顶部装有下喷自吸式反应器，所述下喷自吸式反应器依次包括喷嘴和流体相连的吸气段、混合段和扩散段，所述喷嘴位于吸气段内，所述吸气段与原料气源流体相通，并且所述吸气段还通过管道与所述反应釜液相线以上部分流体相通，该反应釜还包括与原料气源流体相连的气体分布器；
经由所述下喷自吸式反应器的喷嘴向所述反应釜中喷射含催化剂的反应液，该反应液在吸气段卷吸一部分来自气源的气体原料和反应釜气相部分的循环气，并在混合段和扩散段进行混合、反应并扩散；
将另一部分来自气源的气体原料经管道送至反应釜内的气体分布器，在反应釜液中通过鼓泡与含催化剂的溶液接触反应。
本发明的再一方面涉及所述氢甲酰化合成反应釜在由烯烃制备醛中的用途。
附图说明
下面通过附图进一步说明本发明。附图中：
图1为本发明使用的下喷自吸式反应器的结构示意图；
图2为本发明一个实例的工艺流程简图；
图3为本发明另一个实例的工艺流程简图；
图4为本发明另一个实例的工艺流程简图；
图5为本发明一个实例中双喷射釜串联的工艺流程简图；
图6为本发明一个实例的工艺流程简图，其中下喷自吸式反应器通过一个Y型进气管分别与原料气源和反应釜气相部分流体相连。
具体实施方式
本发明的发明人对现有的氢甲酰化合成反应釜进行了仔细研究，发现虽然下喷自吸式反应器有将反应物下推的力，使之向下运动进入底部液相催化剂溶液，但是在运行过程中有部分反应原料，尤其是重量较轻的合成气，会悬浮在反应釜的上部，例如反应釜的顶部，从而影响反应效率。基于这样的发现，本发明的发明人提出将反应釜气相部分的气体循环引入下喷自吸式反应器的吸气段，使之循环至下喷反应器进行反应，从而进一步提高反应效率。
另外，本发明的发明人还发现，如果在鼓泡塔反应釜中引入下喷自吸式反应器并将气态原料同时通过下喷自吸式反应器和气体分布器引入反应釜，由于下喷自吸式反应器的喷射力或多或少地起到搅动或搅拌的作用，可在有利地利用鼓泡塔反应釜优点的同时消除常规鼓泡塔反应釜存在的例如局部范围浓度梯度和温度不均性等缺陷。
因此，本发明涉及一种氢甲酰化合成反应釜，所述反应釜本身的形状、材料、尺寸等并无特别的限制，可以是本领域已知的一种常规反应釜。在本发明的一个实例中，所述反应釜是立式反应釜。在本发明的另一个实例中，所述反应釜是卧式反应釜。
本发明反应釜包括置于所述反应釜顶部的下喷自吸式反应器，所述下喷自吸式反应器依次包括喷嘴和流体相连的吸气段、混合段和扩散段，所述喷嘴位于吸气段内，并且所述吸气段与原料气源流体相通，所述吸气段还通过管道与所述反应釜液相线以上部分或者气相部分流体相通。
在本发明中，术语“所述喷嘴位于吸气段内”并不局限于喷嘴的位置物理上位于吸气段内。喷嘴可以与吸气段保持各种位置关系，只要喷射物在喷入吸气段的同时能够卷吸气态原料和源自反应釜气相部分的气体即可。例如，喷嘴可位于吸气段的边缘，其喷射的压力足于卷吸气态原料。
在本发明中，术语“所述吸气段还通过管道与所述反应釜液相线以上部分或者气相部分流体相通”中的“管道”是指除常规下喷自吸式反应器本体管道以外的任何管道。该管道位于反应釜外部。
在本发明中，术语“反应釜液相线以上部分”是指高于反应釜液相线并且在气相循环过程中不会吸入液体的反应釜位置。在本发明的一个实例中，所述反应釜液相线以上部分是指靠近并包括反应釜釜顶的位置。在本发明的另一个实例中，所述“反应釜液相线以上部分”是指反应釜釜顶。
在本发明中，术语“下喷自吸式反应器包括流体相连的吸气段、混合段和扩散段”是指所述反应器包括具有吸气、混合和扩散功能的三个功能段，所述功能段可以是可物理区分的(例如吸气室、混合室和扩散室)，也可以是物理上不能区分的(例如一段管道，其不同位置各自具有吸气、混合或扩散功能)。
在本发明中术语“流体相通”和“流体相连”可互换使用，指两个部分相互连接并且流体可在该两部分之间流动。
在本发明的一个实例中，所述吸气段具有两个气体入口，其中的一个与原料气源流体相连，其中的另一个通过管道与反应釜液相线以上部分，较好为反应釜顶部，流体相连。
在本发明的一个实例中，所述吸气段具有一个气体入口，该入口通过Y型管分别与原料气源和反应釜液相线以上部分流体相通。
在本发明的一个实例中，所述吸气段具有两个气体入口，其中的一个与原料气源流体相连，其中的另一个通过管道与反应釜液相线以上部分流体相连。在一个实例中，喷嘴口的高度低于至少一个所述气体入口，较好同时低于两个所述气体入口。
在本发明的一个实例中，所述吸气段具有两个等高的气体入口，其中的一个与原料气源流体相连，其中的另一个通过管道与反应釜液相线以上部分流体相连，喷嘴口的高度低于所述气体入口。
在本发明的一个实例中，所述吸气段具有两个气体入口，其中的一个与原料气源流体相连，其中的另一个通过管道与反应釜液相线以上部分流体相连。喷嘴口比至少一个所述气体入口的最低点低0.5-500mm，较好低10-350mm，更好低20-250mm，优选低50-200mm。在本发明的一个实例中，喷嘴口比至少一个所述气体入口的最低点低0.5-30mm，较好低0.8-20mm，更好低1-10mm。优选低1.1-5mm。
在本发明的一个实例中，所述两个气体入口的高度相差小于100mm。较好小于50mm，更好小于10mm，宜小于5mm，优选小于1mm。
本发明下喷自吸式反应器构造无特别的限制，可以是本领域已知的常规构造，例如可参见汪小伏等的“喷射式气-液反应器的型式及应用”(《化学工业与工程技术》2002年第23卷第2期)介绍的下喷自吸式反应器，除了吸气段具有两个气体输入口或者吸气室的气体输入口通过一个Y型管与两股气流流体相连以外。
在本发明的一个实例中，使用中国专利CN102272079A图1b公开的下喷式反应器，除了吸气段具有两个气体输入口或者吸气室的气体输入口通过一个Y型管与两股气流流体相连以外。
图1是本发明一个实例的下喷自吸式反应器的结构示意图。如图所示，本发明下喷自吸式反应器依次包括喷嘴1、吸气室2、混合室3和扩散室4，所述喷嘴1位于所述吸气室2内，所述吸气室2带有与气源流体相连的气体入口6和与反应釜液相线以上部分(较好反应釜釜顶)流体相连的气体入口7。
运行时，含催化剂的液流5经喷嘴1向下喷射，喷射的压力卷吸经原料气体入口6引入的原料气体和经循环气体入口7引入的源自反应釜气相部分的气体，三者在吸气室2至混合室3运动途径中充分混合并反应，随后经扩散室4扩散进入反应釜。
在本发明的一个实例中，所述气体室2、混合室3和扩散室4构成一个文丘里管。如图1所示。吸气室2的入口段与喷嘴1相连接，吸气室的下部为锥形管收缩段，混合室3构成文丘里管的喉道，扩散室4构成文丘里管的扩散段。
在本发明的一个实例中，喷嘴1相连接的吸气室2入口段直径D为0.8-500mm，较好为1-400mm，更好为1.5-300mm，宜为1.75-250mm，优选2-100mm；喷嘴锥形管锥角约为10-90度，较好15-75度，更好20-60度。喉道的直径为1.0-3.0D，长度为喉道直径的5-100倍，较好为20-60倍。扩散段的锥角约5-30度，较好9-20度，更好10-15度，扩散段出口处直径约为喉道直径的1.0-20倍，较好为1.2-18倍，更好为1.5-15倍，优选2-10倍。
在本发明的一个实例中，所述文丘里管的全长为反应釜内部高度的0.01-1.5倍，较好为0.05-1.4倍，更好为0.08-1.2倍，宜为0.1-1.1倍，更好为0.2-1倍，优选为0.2-0.95倍。
本发明反应釜包括在反应釜内与原料气体流体相连的气体分布器，用于在含催化剂的反应液中进行鼓泡，以便下喷自吸式反应器中未反应的物料在反应釜液中继续进行反应，进一步提高反应效率。
在本发明较好实施例中,输入至气体分布器的原料气体量占原料气的总量为30％-95％，较好40％-90％，更好50％-85％，优选60％-85％。
在所述反应釜内气体分布器的位置无特别的限制，只要其能在含催化剂的反应液中进行鼓泡。在阅读了本发明公开的内容后，本领域的普通技术人员可容易地确定合适的气体分布器位置。
适用于本发明反应釜的气体分布器无特别的限制，可以是本领域已知的气体分布器。在阅读了本发明公开的内容后，本领域的普通及时人员可容易地确定合适的气体分布器及其安装尺寸，例如，本领域的普通技术人员可根据张锴等的“鼓泡床内气体分布器设计及其对水力学的影响”(《煤化工》，1995年2月)一文选择适用的气体分布器。
在本发明的一个实例中，烯烃100％进入气体分布器，未反应的原料气经反应釜气相被卷吸至喷射器，在催化剂的作用下进一步反应。
在本发明的一个实例中，本发明所述氢甲酰化合成反应的烯烃与催化剂溶液一起由喷嘴喷入吸气段，在喷入的同时卷吸原料气体和反应釜气相部分的气体，三者混合并反应，形成所需反应产物。
在本发明的一个实例中，用于本发明所述氢甲酰化合成反应的烯烃是气态烯烃，此时含催化剂的液流5包括新鲜的催化剂溶液和/或循环的催化剂溶液和任选的原料烯烃，经原料气体入口6卷吸引入的原料气体包括合成气和任选的原料烯烃，经循环气体入口7卷吸引入的气体为源自反应釜气相部分的气体，并且气体分布器中引入的气流包括合成气和/或气态烯烃。
在本发明的另一个实例中，用于本发明所述氢甲酰化合成反应的烯烃是液态烯烃，此时液流5包括烯烃、新鲜的催化剂溶液和/或循环的催化剂溶液，经原料气体入口6卷吸引入的原料气体包括合成气，经循环气体入口7卷吸引入的气体为源自反应釜气相部分的气体，并且气体分布器中引入的气流包括合成气。
在本发明中，所述合成气是CO/H2的混合气体，它可容易地用常规方法制得，例如用常规的水煤气合成法制得。
本发明还涉及用于氢甲酰化合成反应的反应系统，它包括本发明所述氢甲酰化合成反应釜，所述反应釜包括安装在其顶部用于将原料烯烃、合成气(CO/H2)、催化剂溶液以及反应釜气相循环料射入反应釜的本发明下喷自吸式反应器；安装在其下部用于排出反应混合物和催化剂溶液的反应釜出口；安装在所述下喷自吸式反应器和反应釜出口之间用于改变所述烯烃和合成气流动的分配板；用于从反应釜出口回收反应混合物和催化剂溶液而后供应给下喷自吸式反应器的喷嘴以使反应混合物循环的循环管，以及安装在反应釜液相线以下与原料气源流体相连用于产生鼓泡的气体分布器。
在本发明中，术语“反应釜下部”是指反应釜液相线以下的位置。在本发明的一个实例中，所述“反应釜下部”包括反应釜底部。
安装在反应釜内的分配板用于改变下喷自吸式反应器喷射流的流动，从而调整反应原料在反应釜中的停留时间。本领域的普通技术人员可容易地根据具体反应要求确定分配板在反应釜中的位置和形状。例如，本领域的普通技术人员可根据具体反应结合中国专利CN102272079A公开的分配板形状和设置要求确定分配板在反应釜中的位置和形状。
图2是本发明一个实例的反应流程示意图。如图2所示，本发明用于氢甲酰化合成反应的反应系统包括本发明所述氢甲酰化合成反应釜10，所述反应釜10包括下喷自吸式反应器16，该反应器16的吸气段具有两个独立的气体入口，其中的一个与反应釜的气相部分流体相连，另一个与原料气源流体相连。反应器16安装在反应釜顶部，用于将通过管道110和111B输入的原料烯烃、合成气(CO/H2)和新鲜的催化剂溶液(如有必要)、通过管道19循环的反应釜气相循环料、和通过管道113和114循环的含催化剂溶液通过喷嘴17射入反应釜并同时进行反应；安装在反应釜下部连接管道112用于排出含催化剂溶液的反应混合物的反应釜出口；安装在所述下喷自吸式反应器16和反应釜出口之间用于改变所述烯烃和合成气流动的分配板12；用于从反应釜出口经管道113回收反应混合物而后供应给所述下喷自吸式反应器16的喷嘴17以使反应混合物循环的循环管114。
在本发明的一个实例中，所述反应系统还包括与反应釜出口流体相连的减压闪蒸罐22，和与该减压闪蒸管22流体相连的醛类蒸发器23，所述醛类蒸发器23的底部与反应釜的下喷自吸式反应器16的喷嘴17经管道124、125、113和114流体相连。
使用时，当烯烃原料呈液态时，下喷自吸式反应器16的喷嘴17将经管道110输入的液态烯烃溶液和新鲜的催化剂溶液(如有必要)、经管道112循环的源自反应釜的含催化剂溶液和经管道125循环的源自醛类蒸发器23的含催化剂回收液喷入反应釜10,同时卷吸经管道111B输入的合成气(CO/H2)以及经管道19输送的反应釜气相部分气体，喷射物经扩散段18混合、反应并扩散并经挡板12阻挡后在反应釜中进一步分配、反应。另一股合成气111A未经减压直接输入反应釜内液相线以下的气体分布器11，对反应液进行鼓泡以使未反应的烯烃在催化剂作用下进一步反应。反应混合物在喷射循环泵13的作用下经反应釜下部(优选底部)出口通过管道113和114输送，其一部分经循环液换热器14换热后由管道114送入喷嘴17，另一部分经管道120送入减压闪蒸罐22，减压闪蒸罐22的尾气由管道121排空，闪蒸产物经管道122进入醛类蒸发器23，得到的最终醛产物经管道123回收，蒸馏残余物(含催化剂的溶液)在循环泵24的作用下经管道124和125输送至喷嘴17循环使用。
当烯烃原料呈气态时，下喷自吸式反应器16的喷嘴17将经管道110输入的新鲜催化剂溶液(如有必要)和任选的原料烯烃、经管道112循环的源自反应釜的含催化剂溶液和经管道125循环的源自醛类蒸发器23的含催化剂回收液喷入反应釜10,同时卷吸经管道111B输入的合成气(CO/H2)、任选的气态烯烃以及经管道19输送的反应釜气相部分气体，喷射物经扩散段18混合、反应并扩散并经挡板12阻挡后在反应釜中进一步分配、反应。另一股未经减压的合成气111A和/或气态烯烃直接输入反应釜内液相线以下的气体分布器11，对反应液进行鼓泡以使未反应的烯烃在催化剂作用下进一步反应。反应混合物在喷射循环泵13的作用下经反应釜下部(优选底部)出口通过管道113和114输送，其一部分经循环液换热器14换热后由管道114送入喷嘴17，另一部分经管道120送入减压闪蒸罐22，减压闪蒸罐22的尾气由管道121排空，闪蒸产物经管道122进入醛类蒸发器23，得到的最终醛产物经管道123回收，蒸馏残余物(含催化剂的溶液)在循环泵24的作用下经管道124输送至喷嘴17循环使用。
在本发明的一个实例中，本发明反应系统包含1-2个氢甲酰化合成反应釜10，每个反应釜包含1-2个下喷自吸式反应器16,并且各自都设置有气相循环管线19和液相循环管线113、114、125；下喷自吸式反应器16的喷嘴17向反应釜内喷射含催化剂的反应液、原料烯烃、合成气和反应釜顶部未反应完的原料混合物，并在下喷自吸式反应器16内完成大部分原料烯烃氢甲酰化的反应，另一部分未减压的合成气和/或烯烃(当烯烃为气态时)被输送至反应釜液相线以下的气体分配气，在反应釜液相中进行鼓泡，从而在下喷自吸式反应器外的反应釜内进一步进行原料烯烃氢甲酰化的反应。每个反应釜都配备独立的移热或加热的换热装置，安装在循环管上。
在本发明的一个实例中，使用的催化剂包括第八族金属元素和含磷配体。
在本发明的一个实例中，所述反应系统包括至少一个蒸发器,完成催化剂的回用和醛类产品的分离。
在本发明的一个实例中，所述原料烯烃选自乙烯、丙烯、1-丁烯、2-丁烯、异丁烯、戊烯、2,5-二氢呋喃，C6-C18烯属化合物中的至少一种。
在本发明的一个实例中，每小时循环喷射液的体积流量：反应釜的有效装载体积之比的比值为10-60，优选为20-40。
在本发明的一个实例中，反应釜与下喷自吸式反应器之间经管道19形成了气相循环，其中自循环气体体积流量：循环喷射液体积流量之比为0.5-4；优选为1 -2。
在本发明的一个实例中，每个反应釜均配置一个或者两个下喷自吸式反应器，并配置1-2个换热设备，用于反应系统移热或加热，该换热设备安装在循环管上，位置介于所述下喷自吸式反应器16和喷射循环泵13之间。
在本发明的一个实例中，选用的催化剂组合物为乙酰丙酮羰基铑化合物前体，选用的磷配体为三(邻甲基苯基)膦和双亚磷酸酯的组合物；选用的磷配体为三(邻甲基苯基)膦和单亚磷酸酯的组合物；其中双亚磷酸酯的结构如下：
其中单亚膦酸酯的结构为：
在本发明的一个实例中，选用的催化剂组合物为三苯基膦乙酰丙酮羰基铑化合物前体，选用的磷配体为三苯基膦。
在本发明的一个实例中，蒸发器可以为列管换热器、降膜蒸发器等以完成催化剂的回用和醛类产品的分离。当产物醛沸点高时，可以通过减压的方式，实现催化剂和醛类产品的分离。
在本发明的一个实例中，当反应系统包含二个或更多个氢甲酰化反应釜时，所述反应釜以串联方式连接。
图3是本发明一个实例的反应系统示意图，该反应系统的反应釜100包含两个并联布置的下喷自吸式反应器。如图3所示，在本发明的一个实例中，由反应釜100下部经管道113输出的反应混合物被分为2股，分别经过循环泵102A、102B和循环液换热器103A、103B换热，形成循环液115A、115B。循环液115A与原料烯烃111A(例如，当原料烯烃为液态时)以及循环催化剂120A混合后进入一个下喷自吸式反应器105的喷嘴，并在喷射的同时卷吸第一股合成气110和经管道输送的反应釜顶部气相组分；循环液115B与原料烯烃111B(例如，当原料烯烃为液态时)以及循环催化剂120B混合后进入另一个并联的下喷自吸式反应器的喷嘴，并在喷射的同时卷吸合成气110和经管道107输送的反应釜顶部气相组分。第二股合成气110A(图中未表示)被直接送入反应釜100内的气体分布器11，它在鼓泡的同时与反应釜液中未反应的烯烃发生催化反应。
当原料烯烃为气态时，上述反应系统中一部分烯烃与合成气110一起被卷吸加入而非必须由喷嘴喷入，另一部分合成气110A与任选的烯烃一起被送入气体分布器进行鼓泡反应。
使用时，由反应釜100下部经管道113输出的反应混合物被分为2股，分别经过循环泵102A和102B、管道114A和114B、循环液换热器103A和103B换热，形成循环液115A、115B。部分反应混合物经管道116送至减压闪蒸罐108，减压闪蒸罐108的尾气由管道118排空。闪蒸产物经管道117进入醛类蒸发器109，得到的最终醛产物经管道119回收。蒸馏残余物(含催化剂的溶液)经管道120输送至反应釜循环使用。
图4是本发明一个实例的示意图，该实例反应系统的反应釜100包含两个并联布置的下喷自吸式反应器。如图4所示，由反应釜100下部输出的循环液113经过循环泵102、循环换热器103，与原料烯烃111(当原料烯烃为液态时)、任选的新鲜催化剂溶液和循环催化剂120混合后，再分为2股，分别进入两个并联的下喷自吸式反应器104、105的喷嘴。各个下喷自吸式反应器独立卷吸原料合成气(当原料烯烃为气态时，还任选地包括原料烯烃)并通过气相循环管线107卷吸反应釜顶部的气相，在下喷自吸式反应器混合段内汽液两相充分接触，形成微泡，进入下喷自吸式反应器扩散段。大部分反应在下喷自吸式反应器内完成。同样，部分合成气和任选的烯烃被送入反应釜内的气体分布器11进行鼓泡反应。
图5为本发明另一个实例的反应系统示意图。如图5所示，反应系统包括两个串联布置的反应釜100A、100B,两个反应釜的气相部分经管道114流体相连。使用时由第一个反应釜100A下部输出的反应混合物经管道112A和循环泵102A后分为两股，一股经循环换热器103A后与原料111(例如，当烯烃为液态时)和循环催化剂122混合后进入反应釜100A的下喷自吸式反应器104A的喷嘴105A,另一股循环至反应釜100B。反应釜100A内设有与原料气源流体相连的气体分布器11，部分合成气和任选的烯烃被送入该气体分布器进行鼓泡反应。在反应釜100B，反应釜下部出口经管道112B输出的反应混合物经循环泵102B后分两股。一股经循环换热器103B后由管道115B输入下喷自吸式反应器104B的喷嘴105B，喷嘴105B将其喷入反应釜100B时卷吸合成气110B和经管道107B输送的反应釜气相组分；另一股经管道116输送至减压闪蒸罐108，经闪蒸分离后由管道117进入醛类蒸发器109分离回收。在反应釜110B中可任选设置气体分布器11，部分原料器可直接送至该气体分布器进行鼓泡反应。
图6是本发明一个实例的反应流程示意图。与图2相比，反应器16的吸气段仅有一个气体入口，它通过一个Y型管分别与气源和反应釜顶部流体相连。其余结构功能与图2相同。
本发明还涉及一种由烯烃制备醛的方法，它包括如下步骤：
提供氢甲酰化合成反应釜，所述反应釜的顶部装有下喷自吸式反应器，所述下喷自吸式反应器依次包括喷嘴、和流体相连的吸气段、混合段和扩散段，所述喷嘴在吸气段内，所述吸气段与原料气源流体相通，并且所述吸气段还通过管道与所述反应釜液相线以上部分流体相连，所述反应釜还包括在反应釜内并与原料气源流体相连的气体分布器；
经由所述下喷自吸式反应器的喷嘴向所述反应釜中喷射含催化剂的溶液，该溶液在吸气段卷吸来自气源的一部分原料气体和反应釜气相部分的组分，并在混合段和扩散段进行混合、反应并扩散；
将另一部分原料气体送入反应釜内的气体分布器，使之在反应釜液中鼓泡，在催化剂的作用下进一步进行氢甲酰化反应。
本发明方法中，氢甲酰化反应的条件无特别的限制，可以是本领域已知的反应条件。在本发明的一个实例中，采用中国专利CN102272079A所述的氢甲酰化反应条件，该中国专利申请以引用的方式插入本文作为本发明的一部分。
在本发明的一个实例中，所述原料烯烃为液态，所述下喷自吸式反应器位于反应釜顶部，源自反应釜的含催化剂循环液、原料烯烃、源自醛类蒸发器的循环催化剂液三者混合后，在下喷自吸式反应器内卷吸原料合成气和反应釜顶部混合气相，汽液充分接触，通过扩散段喷入反应液体中；同时一部分合成气被送至气体分布器，其在反应釜液中鼓泡，与剩余的烯烃在催化剂的作用下进一步反应。
在本发明的一个实例中，所述原料烯烃为气态，所述下喷自吸式反应器位于反应釜顶部，源自反应釜的含催化剂循环液、源自醛类蒸发器的循环催化剂液和任选的烯烃三者混合后，在下喷自吸式反应器内卷吸原料合成气、任选的原料烯烃和反应釜顶部混合气相，汽液充分接触，通过扩散段喷入反应液体中；同时一部分合成气和任选的部分烯烃被送至气体分布器，其在反应釜液中鼓泡，与剩余的烯烃在催化剂的作用下进一步反应。
本发明通过液相卷吸气相，在反应釜气相空间与下喷自吸式反应器之间形成了气相循环，在喷射反应器内原料合成气、反应釜气相组分、催化剂溶液与烯烃原料充分接触。通过实验发现，由于大量的氢气与含催化剂组合物的反应液充分接触，加速了反应速率。同时，在使用下喷自吸式反应器的同时将部分合成气通过鼓泡方式加入，与常规的单纯鼓泡塔反应釜相比，鼓泡输入的合成气流量降低，有助于减缓浓度梯度和温度梯度不均匀带来的不利影响；另一方面，下喷自吸式反应器的喷流或多或少地起到搅拌作用，有助于消除温度梯度不均匀产生的不利影响。
另外，在喷射反应器内狭小空间内相对于进料烯烃(例如丙烯)的转化率可以达到70％以上，得到了意想不到的实验结果，未反应的烯烃通过喷射在釜内进行鼓泡反应，进一步提升了烯烃的转化率，由于反应得到了强化，用设置气相循环回路和液相循环回路以及气体分布器的喷射流反应釜可以实现极高的烯烃转化率，省去了后系统的烯烃汽提分离工艺。由于反应效率提升，反应釜的体积和数量可以减少，反应停留时间缩短，产物醛的选择性也进一步提升，催化剂的一次性投入减少。与鼓泡反应釜相比，本发明可以消除浓度梯度和温度梯度不均匀带来的不利影响；与传统搅拌釜反应釜相比，喷射管内形成液相中有更高的合成气浓度，汽液更好的混合效果，更快的反应速度，喷嘴结构简单且安全可靠，投资成本低，而且消除了机械搅拌带来的不稳定因素。
本发明主要解决了现有技术中反应釜体积大、数量多、功耗高、反应效率低、反应工艺流程复杂的技术问题。本发明设计一个鼓泡+喷射的组合式反应釜装置，通过利用合成气源头的高压，通过气体分布器直接通入反应釜液中形成较优鼓泡效果，同时采用气相自循环回路和液相喷射循环结合，进一步强化了气液传质，极大提高了反应效率。鼓泡床完成部分原料烯烃的氢甲酰化反应，未转化完全的烯烃在一个较小喷射器进一步完成剩余烯烃的氢甲酰化反应，使烯烃转化率得到有效提高，并且降低了喷射循环泵的单耗。
在本发明的一个实例中，在60-130℃下，反应压力1.0-6.0MPa的条件下，以醛为溶剂，第八族金属元素和含磷配体形成的催化剂催化烯烃氢甲酰化合成醛；所述烯烃为丙烯、乙烯、丁烯、戊烯、己烯、庚烯、从6到18个碳原子的烯属化合物中的至少一种。烯烃的转化率可达到99％以上，实现了对烯烃氢甲酰化反应过程强化，技术方案较好地解决了上述问题，可用于烯烃氢甲酰化反应生产醛的过程中，且催化剂一次性投入成本减少，配体的消耗相应减少。
实施例
下面通过实施例对本发明作进一步的阐述。
实施例1
使用图2所示的反应系统以丙烯为烯烃原料进行试验，催化剂铑浓度80ppm，配体为三(邻甲基苯基)磷L0和L4的组合物，其中Rh:L0:L4的摩尔比为1:10:4，反应釜温度维持在90℃，反应压力在1.6MPa，反应釜10的有效反应液体积为10L，反应釜高度900mm，顶部设置下喷自吸式喷射器16，其喷嘴喷口直径2.5mm，喷射角30°，喷射扩大管直径20mm，喷射管扩大管长度850mm。喷射器16的吸气段有两个气体入口，分别与气源和反应釜顶部流体相连。
反应釜顶部设置一个喷射器16，循环液112从反应釜底部取液，与循环催化剂溶液125混合经循环泵13和循环换热器14后，与丙烯进料110混合，然后进入喷射器16，液相除了卷吸进料合成气111B，还会通过气体循环管19大量卷吸反应釜顶部未反应的丙烯、合成气、部分产品组成的混合气相，在喷嘴内部形成气液两相的充分接触，液相携带大量的微小气泡进入喷射器扩散段。
合成气进料111A未经减压被送入气体分布器11，在含催化剂和反应混合物的液相进行鼓泡反应。反应产物120经减压闪蒸罐22，液相产品去醛产品蒸发器分离催化剂，循环催化剂125返回反应釜10.
本实施例中合成气111A为1540NL/h，进料压力为5.5MPa，通过气体分布管减压到1.6MPa；111B为380NL/h，进料压力2.0MPa，丙烯进料110为1.8kg/h，循环液体积流量为150L/h，气体循环量为170L/h。丁醛产出率为3.06kg/h，折算丙烯转化丁醛的转化率为99.1％。实测丁醛时空产率STY＝4.25mol/(l*h)，产物正异比为35。由于反应强化，催化剂浓度低，只需要一个蒸发器实现催化剂和产物醛的分离，且产物醛中基本不含烯烃。
实施例2
使用图2所示的反应系统以丙烯为烯烃原料进行试验，催化剂铑浓度80ppm，配体为三(邻甲基苯基)磷L0和L5的组合物，其中Rh:L0:L5的摩尔比为1:10:4，反应釜温度维持在90℃，反应压力在1.6MPa，反应釜10的有效反应液体积为10L，反应釜高度900mm，顶部设置下喷自吸式喷射器16，其喷嘴喷口直径2.5mm，喷射角30°，喷射扩大管直径20mm，喷射管扩大管长度850mm。喷射器16的吸气段有两个气体入口，分别与气源和反应釜顶部流体相连。
反应釜顶部设置一个喷射器16，循环液112从反应釜底部取液，与循环催化剂溶液125混合经循环泵13和循环换热器14后，与丙烯进料110混合，然后进入喷射器16，液相除了卷吸进料合成气111B，还会通过气体循环管19大量卷吸反应釜顶部未反应的丙烯、合成气、部分产品组成的混合气相，在喷嘴内部形成气液两相的充分接触，液相携带大量的微小气泡进入喷射器扩散段。
合成气进料111A未经减压被送入气体分布器11，在含催化剂和反应混合物的液相进行鼓泡反应。反应产物120经减压闪蒸罐22，液相产品去醛产品蒸发器分离催化剂，循环催化剂125返回反应釜10.
本实施例中合成气111A为1540NL/h，进料压力为5.5MPa，通过气体分布管减压到1.6MPa；111B为380NL/h，进料压力2.0MPa，丙烯进料110为1.8kg/h，循环液体积流量为150L/h，气体循环量为170L/h。丁醛产出率为3.06kg/h，折算丙烯转化丁醛的转化率为99.2％。实测丁醛时空产率STY＝4.25mol/(l*h)，产物正异比为32。
实施例3
使用图2所示的反应系统以丙烯为烯烃原料进行试验，催化剂铑浓度80ppm，配体为三(邻甲基苯基)磷L0和单亚磷酸酯L7的组合物，其中Rh:L0:L7的摩尔比为1:10:4，反应釜温度维持在90℃，反应压力在1.6MPa，反应釜10的有效反应液体积为10L，反应釜高度900mm，顶部设置下喷自吸式喷射器16，其喷嘴喷口直径2.5mm，喷射角30°，喷射扩大管直径20mm，喷射管扩大管长度850mm。喷射器16的吸气段有两个气体入口，分别与气源和反应釜顶部流体相连。
本实施操作同实施例1和实施例2，本实施例中合成气111A为1540NL/h，进料压力为5.5MPa，通过气体分布管减压到1.6MPa；111B为380NL/h，进料压力2.0MPa，丙烯进料110为1.8kg/h，循环液体积流量为150L/h，气体循环量为170L/h。丁醛产出率为3.06kg/h，折算丙烯转化丁醛的转化率为99.2％。实测丁醛时空产率STY＝4.25mol/(l*h)，产物正异比为37。
实施例4
使用实施例1所述的方法，催化剂铑浓度60ppm，配体为三(邻甲基苯基)磷L0和L4的组合物，其中Rh:L0:L4的摩尔比为1:10:4。以乙烯为烯烃原料开展实验。
本实施例中合成气111A为2250NL/h,进料压力为5.5MPa，通过气体分布管减压到1.6MPa；111B为400NL/h，进料压力2.0MPa；乙烯进料110为1.65kg/h，循环液体积流量为150L/h，气体循环量为170L/h。丙醛产出率为3.40kg/h，折算乙烯转化为丙醛的转化率为99.3％。实测丙醛时空产率STY＝5.86mol/(l*h)。
实施例5
使用实施例2所述的方法，催化剂铑浓度60ppm，配体为三(邻甲基苯基)磷L0和L5的组合物，其中Rh:L0:L5的摩尔比为1:10:4。以乙烯为烯烃原料开展实验。
本实施例中合成气111A为2250NL/h,进料压力为5.5MPa，通过气体分布管减压到1.6MPa；111B为400NL/h，进料压力2.0MPa；乙烯进料110为1.65kg/h，循环液体积流量为150L/h，气体循环量为170L/h。丙醛产出率为3.40kg/h，折算乙烯转化为丙醛的转化率为99.3％。实测丙醛时空产率STY＝5.86mol/(l*h)。
实施例6
使用实施例2所述的方法，催化剂铑浓度150ppm，配体为三苯基膦，以乙烯为烯烃原料开展实验。
本实施例中合成气111A为2250NL/h,进料压力为5.5MPa，通过气体分布管减压到1.6MPa；111B为400NL/h，进料压力2.0MPa；乙烯进料110为1.65kg/h，循环液体积流量为150L/h，气体循环量为170L/h。丙醛产出率为2.80kg/h，折算乙烯转化为丙醛的转化率为82％。实测丙醛时空产率STY＝4.83mol/(l*h)。
实施例7
采用实施例1的方法，但是使用乙烯-丙烯混合气体为烯烃原料，其中乙烯-丙烯混合比为1:4。
本实施例中合成气111A为1950NL/h,进料压力为5.5MPa，通过气体分布管减压到1.6MPa；111B为350NL/h，进料压力2.0MPa；混合烯烃进料110中乙烯0.75kg/h，丙烯为1.0kg/h，循环液体积流量为150L/h，气体循环量为170L/h。丙醛产出率为1.54kg/h，折算乙烯转化为丙醛的转化率为99.4％。实测丙醛时空产率STY＝2.66mol/(l*h)；丁醛产出率为1.70kg/h，折算丙烯转化丁醛的转化率为99.3％。实测丁醛时空产率STY＝2.36mol/(l*h)，产物正异比为30。
对比例1
使用实施例1相同的方法，但是关闭喷射器16与反应釜顶部的连接管道19。
本实施例中合成气111A为1540NL/h，,进料压力为5.5MPa，通过气体分布管减压到1.6MPa；111B为380NL/h，进料压力2.0MPa；丙烯进料110为1.8kg/h，循环液体积流量为150L/h，关闭气体循环管线19，气体循环量显示在(0L/h)。丁醛产出率为2.45kg/h，折算丙烯转化丁醛的转化率为79.5％。实测丁醛时空产率STY＝3.40mol/(l*h)，产物正异比为30。
对比例2
使用对比例1相同的方法，同时关闭喷射器与气源的连接管道111B。结果全部合成气均未经减压被送入气体分布器11，在含催化剂和反应混合物的液相进行鼓泡反应。
本实施例中喷射器仅做液体循环和丙烯进料使用，合成气全部从反应釜底部进料，111A为1920NL/h,进分布器的压力为2.0MPa；111B为0NL/h；丙烯进料110为1.8kg/h，循环液体积流量为150L/h，关闭气体循环管线19，气体循环量显示在(0L/h)。丁醛产出率为2.35kg/h，折算丙烯转化丁醛的转化率为78％。实测丁醛时空产率STY＝3.24mol/(l*h)，产物正异比为25。
对比例3
使用实施例1所述的方法，催化剂铑浓度60ppm，配体为三(邻甲基苯基)磷L0和L4的组合物，其中Rh:L0:L4的摩尔比为1:10:4。以乙烯为烯烃原料开展实验。关闭喷射器16与反应釜顶部的连接管道19和闭喷射器与气源的连接管道111B。
本实施例中合成气111A为2400NL/h，进料压力为5.5MPa，通过气体分布管减压到1.6MPa；111B流量为0NL/h；乙烯进料110为1.5kg/h，循环液体积流量为150L/h，关闭气体循环管线19，气体循环量显示在(0L/h)。丙醛产出率为2.73kg/h，折算乙烯转化丙醛的转化率为88.0％。实测丙醛时空产率STY＝4.71mol/(l*h)，产物正异比为30。
实施例8
使用图5所示的反应系统以乙烯为烯烃原料开展实验，催化剂铑浓度60ppm，配体为三(邻甲基苯基)磷L0和L4的组合物，其中Rh:L0:L4的摩尔比为1:10:4。反应釜温度维持在90℃，反应压力在1.6MPa，单反应釜的有效反应液体积为10L，双釜串联总釜体积为20L，反应釜高度900mm，顶部设置下喷自吸式喷射器16，其喷嘴喷口直径2.5mm，喷射角30°，喷射扩大管直径20mm，喷射管扩大管长度850mm。喷射器16的吸气段有两个气体入口，分别与气源和反应釜顶部流体相连。
本实施例中合成气5450NL/h，其中第一反应器分配80％为4360NL/h，全部从分布器11进入100A，110A显示为0NL/h；第二反应器分配20％为1090NL/h，全部从分布器11进入100B，110B显示为0NL/h；进料压力均为5.5MPa，通过气体分布管减压到1.6MPa；乙烯进料111为3.4kg/h，循环液体积流量为150L/h，气体循环量为170L/h。丙醛产出率为7.0kg/h，折算乙烯转化为丙醛的转化率为99.5％。实测丙醛时空产率STY＝6.03mol/(l*h)。
实施例9
使用图6所示的反应系统以乙烯为烯烃原料开展实验，催化剂铑浓度60ppm，配体为三(邻甲基苯基)磷L0和L4的组合物，其中Rh:L0:L4的摩尔比为1:10:4。反应釜温度维持在90℃，反应压力在1.6MPa，反应釜10的有效反应液体积为10L，反应釜高度900mm，顶部设置下喷自吸式喷射器16，其喷嘴喷口直径2.5mm，喷射角30°，喷射扩大管直径20mm，喷射管扩大管长度850mm。喷射器16的吸气段仅有一个气体入口，它通过一个Y型管分别与气源和反应釜顶部流体相连。
本实施例中合成气111A为2250NL/h,进料压力为5.5MPa，通过气体分布管减压到1.6MPa；111B为400NL/h，进料压力2.0MPa；乙烯进料110为1.65kg/h，循环液体积流量为150L/h，气体循环量为170L/h。丙醛产出率为3.22kg/h，折算乙烯转化为丙醛的转化率为94.5％。实测丙醛时空产率STY＝5.55mol/(l*h)。
实施例10
使用实施例2所述的方法，选择正丁烯为烯烃原料，其中1-丁烯：2-丁烯质量为1:2；催化剂铑浓度200ppm，配体为三(邻甲基苯基)磷L0和L5的组合物，其中Rh:L0:L5的摩尔比为1:10:4。反应釜温度维持在95℃，反应压力在1.5MPa。
本实施例中合成气111A为1430NL/h,进料压力为5.5MPa，通过气体分布管减压到1.6MPa；111B为350NL/h，进料压力2.0MPa；混合丁烯进料110为2.2kg/h，循环液体积流量为150L/h，气体循环量为170L/h。戊醛产出率为3.26kg/h，折算混合丁烯转化为戊醛的转化率为96.5％。实测戊醛时空产率STY＝3.79mol/(l*h)。
实施例11
使用实施例2所述的方法，选择1-戊烯为烯烃原料，；催化剂铑浓度200ppm，配体为三(邻甲基苯基)磷L0和L5的组合物，其中Rh:L0:L4的摩尔比为1:10:4。反应釜温度维持在100℃，反应压力在1.5MPa。
本实施例中合成气111A为1150NL/h,进料压力为5.5MPa，通过气体分布管减压到1.6MPa；111B为270NL/h，进料压力2.0MPa；1-戊烯进料110为2.2kg/h，循环液体积流量为150L/h，气体循环量为170L/h。己醛产出率为3.01kg/h，折算戊烯转化为己醛的转化率为96.0％。实测己醛时空产率STY＝3.00mol/(l*h)。
Claims (10)
1.一种氢甲酰化合成反应釜，它包括置于所述反应釜顶部的下喷自吸式反应器，所述下喷自吸式反应器依次包括喷嘴和流体相连的吸气段、混合段和扩散段，所述喷嘴位于吸气段内，所述吸气段与原料气源流体相通；
其特征在于所述吸气段还通过管道与所述反应釜液相线以上部分流体相通，并且所述反应釜还包括在反应釜内并与原料气源流体相连的气体分布器。
2.如权利要求1所述的反应釜，其特征在于每个反应釜包括两个并联的下喷自吸式反应器，每个所述下喷自吸式反应器依次包括喷嘴和流体相连的吸气段、混合段和扩散段，所述喷嘴各自位于吸气段内，所述吸气段各自与原料气源流体相通；并且所述吸气段各自还通过管道与所述反应釜液相线以上部分流体相通。
3.如权利要求1所述的反应釜，其特征在于所述吸气段、混合段和扩散段各自构成一个文丘里管。
4.如权利要求1所述的反应釜，其特征在于所述下喷自吸式反应器的吸气段具有两个气体入口，其分别与气源和反应釜液相线以上部分流体相连。
5.一种氢甲酰化合成反应的反应系统，它包括：
反应釜，所述反应釜包括安装在其顶部的下喷自吸式反应器，该反应器依次包括喷嘴和流体相连的吸气段、混合段和扩散段，所述喷嘴位于吸气段内，所述吸气段与原料气源流体相通，并且所述吸气段还通过管道与所述反应釜液相线以上部分流体相通，该反应釜还包括在反应釜内并与原料气源流体相连的气体分布器，安装在其下部用于排出反应混合物和催化剂溶液的反应釜出口，和安装在所述下喷自吸式反应器和反应釜出口之间用于改变所述烯烃和合成气的流动的分配板；和
用于从反应釜出口回收反应混合物而后供应给下喷自吸式反应器的喷嘴以使反应混合物和催化剂溶液循环的循环管。
6.如权利要求5所述的反应系统，其特征在于它包括两个反应釜，所述两个反应釜的气相部分通过管道流体相连。
7.如权利要求5所述的反应系统，其特征在于每个反应釜包括两个并联的下喷自吸式反应器，每个所述下喷自吸式反应器依次包括喷嘴和流体相连的吸气段、混合段和扩散段，所述喷嘴各自位于吸气段内，所述吸气段各自与原料气源流体相通；并且所述吸气段各自还通过管道与所述反应釜液相线以上部分流体相通。
8.如权利要求5所述的反应系统，其特征在于所述吸气段、混合段和扩散段各自构成一个文丘里管。
9.如权利要求5所述的反应系统，其特征在于所述下喷自吸式反应器的吸气段具有两个气体入口，其分别与气源和反应釜液相线以上部分流体相连。
10.如权利要求1所述氢甲酰化合成反应釜在由烯烃制备醛中的用途。
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