大家好，如果您还对均相反应器不太了解，没有关系，今天就由本站为大家分享均相反应器的知识，包括均相反应器有哪几种类型的问题都会给大家分析到，还望可以解决大家的问题，下面我们就开始吧！
本文主要内容一览
均相反应器（均相反应器有哪几种类型）
1均相液体机械搅拌夹套冷却反应器的构造和原理
按平均相液体机械搅拌夹套冷却反应器的构造，其夹套和内壁为双层，其结构分为外套罐、内套罐、填料层、反应罐、搅拌机、冷却器、液位控制装置等几个部分。外套罐是一个具有双壁结构的大型罐体，内套罐由若干横置的小罐组成，并且以外套罐为壳，以及填料层的中间设置；反应罐可以根据所需的反应条件的不同而选择不同的材料来制作，它的外壳也可以根据需要设计成双层构造，可以使反应液体外部加热或冷却；搅拌机是机械搅拌夹套冷却反应器的核心部分，它可以根据反应过程中液体的物理性质和反应要求，选择不同的搅拌器来有效地将反应物混合起来，从而提高反应的质量和效率；冷却器可以根据反应的特性选择不同的型号，以保证反应的安全性；液位控制装置是为了控制反应液体的位置，使其保持在一定的水平，以保证反应的连续性。
按平均相液体机械搅拌夹套冷却反应器的原理，该反应器将液体反应物和搅拌器结合在一起，使反应物在搅拌机的搅拌作用下实现快速混合，形成均匀的液体反应物，并借助夹套的冷却性能，使反应物达到反应要求的温度。
均相反应器（均相反应器有哪几种类型）
2萨巴蒂尔反应器优点
提高利用率。萨巴蒂尔反应器是由于可采用细粉颗粒，并在悬浮状态下与流体接触，流固相界面积大，有利于非均相反应的进行，提高了催化剂的利用率。
3气固反应在鼓泡器的哪个部位反应
2 气—液—固三相反应工程气—液—固三相反应是反应工程中的一个新兴领域，具有巨大的现实及潜在的应用价值。应用:石油加工中的加氢反应煤化工中的煤的加氢催化液化反应使用固相为催化剂的三相催化反应矿石的湿法加工过程中,固相为矿石的三相反应发酵及抗生素生产过程中的三相反应。2.1 气—液—固三相反应的类型及宏观动力学2.1.1 气—液—固三相反应的类型2.1.1.1 按反应物系的性质分为下列类型：⑴固相是反应物或是产物的反应。固体为催化剂而液相为反应物或产物的反应（占大多数）。⑵液相为惰性相的气—液—固催化反应，液相作为热载体。⑶气体为惰性相的液—固反应，空气起搅拌作用。2.1.1.2 气—液—固反应器按床层中颗粒的运动状态分成：⑴固体处于静止的固定床⑵固体处于运动的悬浮床。1）固定床气—液—固三相反应器反应器中固体是静止不流动的。根据气流和液流的方向，有三种操作方式：气体和液体并流向下流动并流向上流动逆流流动在不同的流动方式下，反应器中的流体力学、传质和传热条件是不同的。滴流床（或涓流床）反应器：液体向下流动，以一种很薄的液膜形式通过固体催化剂；气体以连续相以并流或逆流流动（通常是气流和液流并流向下流动），这种反应器对石油加工中的加氢反应特别有利。滴流床反应器的优点：在平推流下操作，可获得较高转化率。液固比(或液体滞留量)很小，可使均相反应的影响降至最低。液层很薄，使总的液层阻力比其它类型的三相反应器要小。并流操作不存在液泛问题。压降比鼓泡反应器小。滴流床反应器的缺点：在大型滴流床反应器中，低液速操作时液流径向分布不均匀。如沟流、旁路，可能引起固体催化剂润湿不完全，并且引起径向温度不均匀，形成局部过热，使催化剂迅速失活并使液层过量气化。催化剂颗粒不能太小，而大颗粒催化剂存在明显的内扩散影响，组分在液相中的扩散系数比在气体中的扩散系数低许多倍，催化剂孔隙中充满着液相，内扩散的影响比气－固相反应器更为严重。
2）悬浮床气—液—固三相反应器固体呈悬浮状态。一般使用细颗粒固体，有多种型式：1 机械搅拌悬浮式2 鼓泡淤浆反应器（不带搅拌的悬浮床，以气体鼓泡搅拌）3 三相流化床反应器（气—液两相并流向上而颗粒不带出床外）4 三相输送床（携带床）反应器（气—液两相并流向上而颗粒随液体带出床外）⑤ 具有导流筒的内环流反应器。（常用于生物反应工程；用于湿法冶金中的浸取过程时，称为气体提升搅拌反应器或巴秋卡槽，见图2—1）
悬浮床三相反应器的特点：存液量大，热容量大，悬浮床与传热元件之间的给热系数远大于固定床。容易回收反应热量和控制床层等温，对于强放热多重反应且副反应是生成二氧化碳和水的深度氧化反应，可抑制其超温和提高选择性。可以使用高浓度原料气，并且仍然控制在等温下操作，这在固定床气固相催化反应器中由于温升太大而不可能进行。使用细颗粒催化剂，可以消除内扩散过程的影响，但由于增加了液相，增加了气体反应组分通过液相的扩散阻力。易于更换、补充失活的催化剂，但又要求催化剂耐磨损。使用三相流化床或三相携带床时，则存在液—固分离的技术问题，三相携带床存在淤浆输送的技术问题。
2.1.2 气—液—固三相反应的宏观动力学分颗粒级床层级两个层次。颗粒宏观动力学，指在固体颗粒被液体包围而完全润湿的情况下，以固体为对象的宏观动力学，其中包括气—液相间、液—固相间和固体颗粒内部传质的宏观反应速率。床层宏观动力学，是在颗粒宏观反应动力学的基础上，考虑三相反应器内气相和液相的流动状况对宏观反应过程的影响。2.1.2.1 颗粒宏观反应动力学宏观反应过程由下列过程构成：(1)气相反应物从气相主体扩散到气—液界面(2)气相反应物从气—液界面扩散到液相主体(3)气相反应物从液相主体扩散到催化剂颗粒外表面(4)颗粒催化剂内同时进行反应和内扩散(5)产物从颗粒外表面扩散到液相主体(6)产物从液相主体扩散到气—液界面(7)产物从气—液界面扩散到气相主体
上述过程中没有考虑到液相主体中的混合和扩散过程。显然，它是以气—液传质的双膜理论为基础的。气相反应物A从气相主体扩散到催化剂颗粒外表面的各个过程中的浓度分布见图2—2。图2—2 气液固三相催化反应的传递步骤下面以催化剂的质量为基准，来表示各传递步骤的速率。当过程达到定态时，各步骤速率相等。（2－1）在气—液相界面处气液达相平衡，由亨利定律得: （2－2）消去各中间浓度后，得 （2－3）则 （2－4）以上各式中：─宏观反应速率, kmol／(kg．h)─ 单位质量催化剂所具有的气液相传质面积, m2／kg─ 单位质量催化剂所具有的液固相传质面积, m2／kg─ 催化剂内扩散有效因子─以浓度为推动力的组分A的气相传质分系数，m／h─气—液相间组分A的液相传质分系数，m／h─液—固相间组分A的液相传质分系数，m／h─以单位质量催化剂为基准的本征反应速率常数，m3/(kg.h)─亨利常数（气液相平衡常数），无因次─气相组分的总传质系数或宏观反应速率常数。对于非一级反应，总体速率难以用类似式(2－3)的表达式，但式(2－1)的串联过程总是成立的。某些极限情况下式(2－4)可表示如下:(1) 不存在气膜传质阻力，时(2－5）(2) 不存在气—液界面处液膜传质阻力，时(2－6)(3)不存在液—固界面处液膜传质阻力，时(2－7)(4)催化剂内扩散有效因子趋近于1，时(2－8)2.1.3 床层宏观反应动力学在考虑颗粒宏观动力学的基础上, 兼顾气相和液相的流动状况的影响，这就与反应器的类型有关。2.2 滴流床三相反应器
本节讨论气、液并流向下滴流床反应器的流体力学和反应动力学。流体力学包括气、液并流固定床内的流动状况、持液量和液体分布。反应动力学包括本征反应动力学、颗粒宏观动力学和床层宏观动力学。2.2.1 气、液并流向下通过固定床的流体力学2.2.1.1 流动状态气、液并流向下固定床,根据床内气体和液体的流动状态，可以分为稳定流动滴流区、脉冲流动区和分散鼓泡区，如图2—3所示。图2—3 气、液并流向下固定床的流动型式(1)气—液稳定流动滴流区 当气速较低时，液体在颗粒表面形成滞流液膜，气相为连续相，这时的流动状态称为“滴流状”。当气速增加时，颗粒表面出现波纹状或湍流状的液流，由于气流曳力的作用，有些液体呈雾滴状悬浮在气流中，称为“喷射流”。滴流与喷射流的转变不明显，喷射时气相仍为连续相。(2)过渡流动区 继续提高气体流速，就进入过渡区，这时床层上部基本上是喷射流，床层下部则出现脉冲现象。在过渡区流动既不完全是喷射流，又不完全是脉冲流，两者交替并存。(3)脉冲流动区 随着气速进一步增大，脉冲不断出现，并充满整个床层。液体流速一定时，脉冲的频率和速度基本不变，脉冲现象具有一定的规律性。当液体流速增加时，脉冲频率也增加。(4)分散鼓泡区 若再增大气速，各脉冲间的界限变得不易区分，达到一定程度后，形成分散鼓泡区。这时液相成为连续相，气体则成气泡状，形成分散相。形成不同区域的最大气速与液体流速有关。液体流速越大，越易形成脉冲区与鼓泡区。2.2.1.2 持液量分内持液量、静持液量和动持液量，以单位床层体积中液体的分率计。内持液量是颗粒孔隙内的持液量，颗粒的孔隙率越大，则内持液量越大，内持液量一般为0.3～0.5；静持液量是液体不流动时，润湿颗粒间的持液量。静持液量与颗粒的比外表面积和表面粗糙程度有关，颗粒的直径越小，比外表面积越大，静持液量也越大；表面越粗糙，静持液量也越大，静持液量一般为0.02～0.06。
动持液量是气、液流动稳定后，同时关闭气、液进口阀，在出口处收集到的床层流出的液流量。采用电阻探针测定积分电压，以空气作气相，分别用水、5％甲醛水溶液、10％丁炔二醇水溶液和煤油作液相，进行动持液量的测定，回归得到以下关联式：(2－9)相对误差在土20％以内。上式适用于发泡和不发泡系统，颗粒有无孔隙和液体表面张力对动持液量的影响都不大。上式适用范围为： (2－10)液体的表面张力＝(28～75)X10－5 N／cm(2－11)颗粒为球形，有孔或无孔，流动区为滴流区。在常压～6MPa下，动持液量随液体流率增加而增加，随气体流率和填料空隙率增大而减少，随压力增加而加大，但压力增加到一定程度反而减小。2.2.1.3 外部有效润湿率在滴流床中，固体催化剂的润湿很重要。液体分布系统设计不良时，催化剂颗粒和流动液相之间的接触是不完全的，当液体负荷低时更是如此。大部分液体沿着反应器壁向下流动，并且主要以溪流形式通过颗粒间的大空隙，而不像粘性薄膜那样完全包住催化剂颗粒，由此形成了液、固之间的接触效率。颗粒间的表面一部分为流动液膜所覆盖，另一部分表面为静止状态液囊所覆盖，如图2-4。图2-4 催化剂颗粒间的液囊和流动膜显见，液囊区的传质效率远低于流动液膜区。采用多孔固体催化剂时，可以定义两种润湿率：（1）内部润湿或空隙充满率。即在催化剂孔道内充满液体，这能衡量可利用于反应的潜在内部活性表面。由于催化剂内部孔道的毛细管作用，内部润湿通常是完全的。（2）外部有效润湿率。即颗粒与液体有效接触的外部面积。几乎颗粒内部液体和流动液体之间所有的质量交换都要通过这个面积。外部有效润湿率不同于物理的外部润湿，因为与颗粒接触的半停滞的液囊区域对传质的贡献很小。气速和液速对外部有效润湿率的影响尚待进一步研究，液体的表面张力较小或粘度较高会增加外部有效润湿率。动态滞液量越高，外部润湿率越高。
2.2.2 滴流床三相反应器中的传递过程2.2.2.1 滴流状态下气—液传质系数在低气—液作用的滴流状态下，气—液相间传质主要取决于液相流速，它与相同条件下的连续吸收填充床具有相同的数量级。滴流状态下的气相传质系数可用Gianetto等推荐的式子计算(2－12)式中：是润湿填充物的填充表面系数，某些填充物的值见表2－1。是只有填充物时的干床层空隙率。表2－1值
填充物床层空隙率比表面积
玻璃球，6mm鞍形填料，6mm磁环，6mm玻璃环，6mm0.410.590.520.7059090087289124500184003650017100
滴流状态下的液相传质系数可用Gianetto等推荐的式子计算：(2－13)滴流状态下气—液相间传质面积可根据固体颗粒的外表面积由图2-5确定。图2－5 滴流状态下气－液间传质面积图2.2.2.2 滴流状态下液—固传质系数液—固相间传质系数可采用下式:(2－14)式中：─组分在液相中的扩散系数。上式应用条件：2.2.2.3 滴流床中的传热滴流状态操作时，气—液相间的相对湍动较少，传热性能较差，床层温度控制较困难。按照Weekman和Myers的概念，固定床气—液—固三相反应器的床层径向有效导热系数为无气液流动的静床层径向有效导热系数、气流径向混合有效导热系数和液相有效导热系数之和，即(2－15)上式又可进一步写为：(2－16)式中：和分别为气相和液相的导热系数GG和GL分别为气相和液相的空塔质量流率，kg／(m2·s)CpG和CpL分别为气相和液相的比热容，J／(kg·K)AG和AL为参数，AL值可用下式计算：(2－17)式中:为以床层为基准的荷液率。值见表2-2。表2－2
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第2章 气液固反应
2 气—液—固三相反应工程
气—液—固三相反应是反应工程中的一个新兴领域，具有巨大的现实及潜在的应用价值。
应用:石油加工中的加氢反应
煤化工中的煤的加氢催化液化反应
使用固相为催化剂的三相催化反应
矿石的湿法加工过程中,固相为矿石的三相反应
发酵及抗生素生产过程中的三相反应。
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2.1 气—液—固三相反应的类型及宏观动力学
2.1.1 气—液—固三相反应的类型
2.1.1.1 按反应物系的性质分为下列类型：
⑴固相是反应物或是产物的反应。固体为催化剂而液相为反应物或产物的反应（占大多数）。
4气相共聚反应器的流态化是如何形成的
内部构件可以是放置在流化床中的管子以便减小气泡的尺寸和对流的固体的返混。管子可以垂直或水平对齐，管子的间隔比气泡的平均 尺寸小。这里的缺点在于高度占用的反应器的横截面并且导致增加的流化 床催化剂反混和流出倾向。
分隔板同样可以水平或垂直对齐。但是，对反应器的经济装填不可缺 少的相对高气体的速率下的分隔板的水平排列导致形成严重削弱传热的
气垫(参见以上引用的手册，第190页，与第190到191页左列上描述的内 容相关的
图15a到d)。特别是在流化床中较低的区域还会变得缺乏固体催 化剂，因为增加的横截面面积的占用，因此必须考虑传热的显著恶化。垂 直的内部构件，例如管的垂直排特别还具有的缺点在于这些管排不能产生
对于许多应用足够的气泡尺寸的减小。
对停留时间性质和传质的改进还可以通过流化床中规则的或不规则 的填料的床的方法实现。传质可以改进且在形成填料的床的成型体之间的 窄缝中最优化停留时间分布。但是，这里还发现采用填料的床，较高的交 叉横截面占用在增加催化剂的反混和流出倾向方面是不利的。
根据这一点，本发明的目的在于在具有内部构件的流化床反应器中获 得进一步的改进，特别是在停留时间性质方面，固体局部停留明显更久， 即与气体流动相比大约为10的2次方或更长，并且避免了上述缺点。
特别是还可以使用具有内部构件的流化床反应器进行工业级别的处理。
该目的通过在流化床反应器中采用相应的硝基化合物的催化氢化制 备芳香族胺的方法实现，其中含有硝基化合物和氢气的气态反应混合物从 底部向上穿过非均相颗粒催化剂形成流化床，其中流化床提供有将流化床 分隔成在流化床反应器中的多个水平排列的单元和在流化床反应器中的 多个垂直排列的单元的内部构件，该单元具有可渗透气体的单元壁并且具 有确保每升反应器容积中在垂直方向上非均相颗粒催化剂的交换数 (exchange number)在1到100升/小时的范围内的开口 。
已经发现在水平方向上和垂直方向上通过内部构件的手段将流化床
5分隔成单元即通过单元壁封闭的中空空间是4艮重要的，该单元壁可以渗透 气体并且具有允许在流化床反应器中在垂直方向上交换固体的开口 。此
外，可以为单元壁提供允许在水平方向上交换固体的开口。因此非均相颗 粒催化剂可以在垂直方向上移动并且还可能在水平方向上移动通过流化
床反应器，但是与不具备这些的流化床相比其在各个单元中被滞留，并且 确保了以上限定的交换数。
交换数通过使用引入到流化反应体系中的放射性标记固体示踪剂颗
4立测定，例3口 3口下所述G. Reed 的Radioisotope techniques for problem-solving in industrial process plants,第9章，Measurement of residence times and residence-time distribution,笫 112-137 页，J. S. Charlton编辑，Leonard Hill, Glasgow and London 1986 (ISBN 0-249-44171-3)。根据这些放射性标记颗粒的时间和位置能够局部测定固体 的运动并且4污生出交换数(G. Reed的Radioisotope techniques for problem-solving in industrial process plants,第11章，Miscellaneous radiotracer applications, 11.1， Mixing and blending studies, 167-176页, 丄S. Charlton编辑，Leonard Hill, Glasgow and London 1986 (ISBN 0-249-44171-3))。
单元的几何学的目标选择使得这些单元中非均相颗粒催化剂的停留 时间能够与在特殊情况下进行的反应的特征相吻合。
多个单元(即特别是在垂直方向上在气体从底部向上流动穿过反应器 的方向上每米流化床高度上0到100个单元或10到50个单元)的串联排列 限制返混并且因此改进选择性和转化率。多个单元(即在流化床反应器中在 水平方向上每米10到100个单元或者10到50个单元)(即反应混合物平行 或连续流动通过的单元)的另外的排列允许反应器的容量与需要相匹配。因 此本发明反应器的容量基本并没有限制并且可以与特殊的需要相匹配，例 如用于工业范围内的反应。
作为封闭了容纳供应颗粒状非均相催化剂的中空空间的单元的结果，单元材料本身仅占流化床反应器横截面的有限部分，特别是仅仅为流化床
反应器横截面面积的大约1到10%，并且因此并不导致现有技术中已知的
内部构件的情况中与增加横截面占用相关的缺点。
对于用于本发明中的流化床反应器，如通常地从底部通过气体分配器 为其供应气态起始原料。在穿过反应区时，气态起始原料在通过气流流化 的非均相颗粒催化剂上部分反应。部分反应的起始原料流动到下一个单元 中，在那里它们进行进一步的部分反应。
在反应区之上，存在将夹带的催化剂从气相中分离出来的固体分离装 置。反应产物在根据本发明的流化床反应器的上部顶端以不含固体的形式 离开。
此外，对于本发明的流化床反应器，可以额外从底部或侧面对其供给 液态起始原料。但是，这些物料必须能够在引入它们的点上立即气化以便 确保催化剂的流化。
通过本发明的方法制备的芳香族胺优选为苯胺且因此相应的硝基化 合物优选为硝基苯。
作为催化剂，有可能使用用于芳香族胺氩化的已知的、颗粒状的、具 有或不具有载体的催化剂，特别是含有元素周期表中第一和/或第五到八族 重金属的催化剂，优选为铜、钯、钼、钨、镍和钴元素中的一种或几种。
单元的几何形状没有限制，单元可以是例如具有圆形壁的单元，特别 是中空球体，或者是具有带有角的壁的单元。如果单元壁是带有角的，单
元优选具有不超过50个角，优选不超过30个角，且特别优选不超过10 个角。
内部构件的单元的单元壁可渗透气体以便确保作为气相流动通过单 元的结果的非均相颗粒催化剂的流态化。为了这一目的，单元壁可以由编 织网孔或具有例如圆孔或其他形状孔的类似片状的材料制成。
这里在单元壁中使用的编织网孔的平均网孔开口或优选的孔的宽度 特别的为50到1 mm，更优选为10到1 mm且特别优选为5到1 mm。作为流化床中的内部构件，特别优选^f吏用这样的交叉通道填料，即具 有带有褶皱的气体可渗透的金属片、伸展的金属片或编织网孔的填料，其 在流化床反应器中在垂直方向上相互平行排列，并且具有这样的褶皱，即
其在与垂直方向倾斜成不为0的角度的褶皱之间形成扁平面，连续的金属
片、伸展的金属片或编织网孔之间的扁平面具有相同的倾斜角，但是具有 相反的符号，以便形成在垂直方向上通过褶皱之间收缩限定的单元。
交叉通道填料的实例有来自Sulzer AG, CH-8404 Winterthur的 Mellpack CY或BX或Monz GmbH, D40723 Hilden的A3、 BSH、 Bl或
M类型的填料在交叉通道填料中，由褶皱间的收缩限定的中空空间(即单元)在垂直 方向上在两个连续的金属片、伸展的金属片或编织网孔之间作为这些的折 叠结构的结果而形成。
单元的平均液力直径通过放射性示踪技术测定，例如该方法为以上引 用的测定交换数的参考文献中描述的方法，该平均液力直径优选在500到 1 mm的范围内，更优选为100到5 mm且特别优选为50到5 mm。
这里以已知的方式将液力直径限定为从上面观察的单元的周长分隔 开的单元的水平横截面面积的四倍。
在流化床反应器中在垂直方向上通过放射性示踪技术测量的单元的 平均高度优选为100到1 mm， 更优选为100至lj 3 mm且特另优选为40至lj 5 mm
以上交叉通道填料仅仅占用流化床反应器横截面面积的一小部分，特 别为该面积的大约1到10%。
褶皱间扁平面的向垂直方向倾斜的角度在10到80°的范围内，特别为 20到70°，特别优选为30到60°。
金属片、伸展的金属片或编织网孔中的褶皱之间的扁平面优选具有 100到3 mm范围内的褶皱高度，特别优选为40到5mm,且褶皱间的收 缩的间隔在50到2 mm的范围内，特别优选为20到3mm。为了获得反应温度的目标控制，热交换器可以安装在形成单元的内部 构件中用于在吸热反应的情况中引入热量的目的，或者在放热反应的情况 中用于除去热量。例如热交换器可以配置成平板或管状的形式并且可以垂 直的、水平的或以倾斜的形式排列在流化床反应器中。
传热面积可以与特殊的反应相匹配，在这种方法中，就热工程而言， 通过根据本发明的反应器概念可以实现任何反应。
形成单元的内部构件优选由具有非常良好的导热性的材料制成，以便 不会阻碍通过单元壁的传热。因此才艮据本发明的反应器的传热性质对应于 常规的流化床反应器的那些。
定性，特别是不仅能耐化学品或热压，而且还必须考虑材料对流化的催化 剂的机械攻击的耐受性。
由于加工它们的原因，特别适用是金属、陶瓷、聚合物或玻璃材料。
优选将内部构件配置成10到卯％的流化床的容积分隔成单元。
作为通过形成单元的内部构件的有限的横截面的占用的结果，根据本 发明的反应器在流化的颗粒催化剂的反混和排出倾向上没有任何不利之 处。
本发明的流化床反应器特别适用于进行以下反应氢化反应，特别是 Fischer-Tr叩sch反应，由苯制备环己烯/环己烷，由腈、四氢呋喃进行不含 氨的氢化，由马来酸酐制备BDO和由甲烷制备苯，脱氢反应，例如从乙 烷制备乙烯，从丙烷制备丙烯，从丁烷制备丁烯，从乙基苯制备苯乙烯或 由十二烷制备十二烯，部分氧化反应，例如从正丁烷或raffinate II制备马 来酸酐，从萘或邻二曱苯制备邻苯二甲酸酐，从丙烯或丙烷制备丙烯醛或 丙烯酸，从p-甲基皮考啉制备烟酸，从乙二醇制备乙二醛，从乙醇制备乙 酸，从甲醇制备甲醛，从甲醇制备甲酸或从乙烷制备乙酸，环氧化反应， 特别是乙烯形成环氧乙烷，氨基氧化反应，特别是由丙烯制备丙烯腈，由 异丁烷制备甲基丙烯腈或者由二甲苯制备苯甲腈，以及进一步的反应，特
9别是由乙炔和乙酸制备乙酸乙酯，曱烷的氯化，苯酚和甲醇形成甲酚和2，6-二甲苯酚的反应，甲醇形成汽油，1-丁烯复分解形成1-十二烯或由脲制备 三聚氰胺。
本发明通过以下附图进行说明。
附图中
图1示意性显示了根据本发明的流化床反应器的优选实施方案，以及
图2示意性显示了才艮据本发明的内部构件的优选实施方案。
图1所示流化床反应器1包括不含固体的气体分配器区2、形成单元4
的内部构件3和在内部构件3的区域中的热交换器5。
在反应区上，反应器拓宽并且具有至少一个固体分离器6。箭头7表
示气态起始原料的引入，箭头8表示气态产物流的排出。另外的液相起始
原料可以通过虚线箭头9在侧面引入。
图2显示了根据本发明的内部构件3的优选实施方案，其形式为这样
的交叉通道填料，即其具有折叠的金属片10，其在轴向相互之间平行排列，
并且具有褶皱ll，其将金属片IO褶皱之间的分隔成扁平面12，两个连续
的金属片这样地排列，即其具有相同的倾斜角度但是其具有相反的符号，
因此形成在垂直方向上通过收缩13限定出的单元4。
权利要求
1.一种用于进行气相反应的流化床反应器，其中气态反应混合物从形成流化床的非均相颗粒催化剂的底部向上流动通过，且内部构件排列在流化床中，其中内部构件将流化床分隔为多个在流化床反应器中水平排列的单元和多个在流化床反应器中垂直排列的单元，单元具有可渗透气体的单元壁并具有确保在垂直方向上每升反应器体积中非均相颗粒催化剂的交换数在1到100升/小时范围内的开口。
2. 根据权利要求1的流化床反应器，其中排列在流化床反应器中 的单元的单元壁中的开口确保了每升反应器体积中在水平方向上非均相 颗粒催化剂的交换数在100升/小时范围内。
3. 根据权利要求1或2的流化床反应器，其中排列在流化床反应 器中的单元的单元壁中的开口确保了每升反应器体积中在垂直方向上非 均相颗粒催化剂的交换数在10到50升/小时范围内且每升反应器体积中在 水平方向上其在10到50升/小时范围内。
4. 根据权利要求1到3中任一项的流化床反应器，其中内部构件 配置成这样的交叉通道填料，即其具有这样的折叠的可渗透气体的金属 片、伸展的金属片或编织网孔，即其在流化床反应器中在垂直方向上相互 平行排列，并且具有这样的褶皱，即在褶皱之间形成扁平面，其与垂直方 向倾斜成不为0的角度，其中连续的金属片、伸展的金属片或编织网孔的 褶皱之间的扁平面具有相同的倾斜角度，但其具有相反的符号，以使在垂 直方向上通过褶皱之间的收缩限定而形成单元。
5. 根据权利要求4的流化床反应器，其中褶皱间扁平面与垂直方 向的倾斜角度在10到80°范围内，优选为20到70°，特别优选为30到60°。
6， 根据权利要求1到3中任一项的流化床反应器，其中内部构件 通过中空球体的床形成。
7. 根据权利要求1到6中任一项的流化床反应器，其中内部构件的单元具有通过放射性示踪技术测量的100到5mm的液力直径，优选为 50到5mm。
8. 根据权利要求1到5或7中任一项的流化床反应器，其中内部 构件的单元具有在流化床反应器中在垂直方向上通过放射性示踪技术测 量的100到3mm的平均高度，优选为40到5mm。
9. 根据权利要求1到5 、 7或8中任一项的流化床反应器，其中金 属片、伸展的金属片或编织网孔中的褶铍之间的扁平面具有100到3mm 范围内的褶皱高度，特别优选为40到5mm，且褶铍之间的收缩的间隔在 50到2mm范围内，特别优选为20到3mm。
10. 根据权利要求1到9中任一项的流化床反应器，其中热交换器 安装在内部构件中。
11. 根据权利要求10的流化床反应器，其中热交换器以平板或管的 形式配置。
12. 根据权利要求1到11中任一项的流化床反应器，其中内部构件 由金属、陶瓷、聚合物或玻璃材料制成。
全文摘要
本申请公开了一种用于进行气相反应的流化床反应器。气态反应混合物从形成流化床的非均相颗粒催化剂的底部流动到其顶部，其中流化床中排列有隔板。所述流化床反应器的特征在于隔板将流化床分隔成多个在流化床反应器中水平布置的单元以及多个在流化床反应器中垂直布置的单元，该单元壁是气体可渗透的且提供有确保非均相颗粒催化剂达到每升反应器体积中在垂直方向上从1到100升/小时范围内的传输速度的开口。
