具有多级穿孔结构分布板的浆态床反应器的制作方法

本发明属于化工设备装置领域，具体涉及一种浆态床反应器，该浆态床反应器的分布板中具有特别设计的多级穿孔结构，优选是分形穿孔结构，更优选是非均匀分形穿孔结构。

背景技术：

在化学工业、生物工程、环境保护等领域中，往往需要在同时存在气态、液态和固态物料的多相反应体系中进行化学反应、生物工程培育等过程，这些过程的具体实例可以包括生物发酵、废水处理、尾气处理、化学合成等，其中使用的气态和液态物料可以包括各种反应物和工艺助剂，固态糊料既可能是反应物、培养物底物，也可能是反应催化剂或者其他工艺助剂，这些生物或化学过程通常采用各种不同的三相反应器来进行，例如搅拌鼓泡釜式反应器、鼓泡塔反应器、板式反应器、填料塔式反应器、管式反应器、喷射反应器等，其中最重要的一种反应器是鼓泡式反应器，例如浆态床反应器。

浆态床反应器主要存在的问题是总体物料浓度和流速分布的均匀性难以控制，局部可能产生无法避免且难以控制的湍流、返混等问题，同时还可能存在死区，上述均匀传质以及均匀传热的难题对工艺产物的质量以及浆态床的日常操作和维护造成很大的不利影响。为了克服上述问题，迄今为止，人们已经对浆态床反应器进行了大量的研究，具体采用的手段不外乎是在反应器内各个不同的位置设置更多数量的喷嘴、挡板、换热管道、回流循环结构等，借以提高浆态床反应器内部各处的物料循环和能量交换。上述改进方式虽然能一定程度缓解现有问题，但是这些额外添加的部件会显著提高浆态床反应器的设计和操作的复杂性，导致基建和日常维护成本大幅度提高，并且这些新添加的部件会在反应器内部引入很多新的阻碍位点，甚至有可能给反应器内的传质和传热带来新的不利影响，在解决原有问题的同时带来新的问题。按照现有技术的这个研发思路持续进行下去的结果是技术人员在操作设备的时候需要对越来越多的参数进行监控和调整，反应体系的复杂程度越来越高，而实际上对总体传质和传热的改善效果却十分有限。

为了解决上述问题，本申请的发明人进行了大量的研究，发现通过对分布器的结构进行特别的设计，可以在无需采用现有技术惯用的诸如喷嘴、挡板、回流管道等附加部件和结构的情况下，显著地改善浆态床反应器中的传质和传热的整体均匀性，有效地提高气、液、固三相之间的接触和相互作用(化学反应，生物化学反应，生物作用，物理吸附等)，消除或很大程度减少了返混和死区问题，采用显著简化的反应器设计方式显著改善了系统总体的效率。另外，发明人还发现在反应器中另外采用一种特殊的换热管排布方式，可以进一步提高体系的传热和传质效果。基于上述研究成果，实现了本发明的技术目的。

技术实现要素：

根据本发明的第一个方面，提供了一种具有多级穿孔结构分布板的浆态床反应器，所述浆态床反应器包括外壳，位于外壳底部的入口，位于外壳顶部的出口，位于外壳所包围的内部空间中的分布板，以及任选的位于所述空间内部中、所述分布器上方的分离器，其特征在于：

所述分布板包括第一组穿孔和第二组穿孔，所述第一组穿孔包括多个一级穿孔，所述第二组穿孔包括多个二级穿孔，

所述第一组穿孔中的多个一级穿孔的孔径为0.5-10毫米，优选0.5-5毫米；

每个一级穿孔的附近设置有一至六个与之关联的二级穿孔，每个一级穿孔的孔径和每个与之关联的二级穿孔的孔径之比为3:2至10:1；

所述一级穿孔和二级穿孔共同构成了非均匀分形图案。优选地，所述非均匀分形图案是由julia集所限定的多级分形非均匀图案。

根据本发明的第二个方面提供了上述浆态床反应器的用途，用于选自以下的工艺过程：物理吸附过程，例如汽车尾气处理和工厂废气处理；化学反应，例如费托合成反应、氢化反应、氧化反应、氯化反应、磺化反应、烷基化反应、羰基化反应、酯化反应、酯交换反应、催化异构化反应、以及废气的化学吸收；生物工程，例如生物发酵、细菌培养、藻类培养等。

在下文的具体实施方式部分中，结合附图对本申请开发的浆态床反应器的结构设计进行描述。

附图说明

附图中显示了本发明以及现有技术的一些设计形式。

图1显示了根据本发明一个实施方式的浆态床反应器，该浆态床反应器的横截面是圆形的。

图2显示了根据本发明另一个实施方式的浆态床反应器的局部结构示意图，该浆态床反应器的横截面是矩形的。

图3a至3d显示了根据本发明一些实施方式设计的圆形分布板的结构。

图4a-4b显示了根据本发明一些实施方式设计的矩形分布板的结构。

图5a-5b根据现有技术设计的分布板的结构，其中所有的穿孔以均匀的图案设置。

图6和图7分别显示了根据本发明两个不同的实施方式，分别设计的换热管的结构。

图8a和图8b显示了生成穿孔图案的函数图形示意图。

具体实施方式

本文所公开的“范围”以下限和上限的形式。可以分别为一个或多个下限，和一个或多个上限。给定范围是通过选定一个下限和一个上限进行限定的。选定的下限和上限限定了特别范围的边界。所有可以这种方式进行限定的范围是包含和可组合的，即任何下限可以与任何上限组合形成一个范围。例如，针对特定参数列出了60-120和80-110的范围，理解为60-110和80-120的范围也是预料到的。此外，如果列出的最小范围值1和2，和如果列出了最大范围值3，4和5，则下面的范围可全部预料到：1-3、1-4、1-5、2-3、2-4和2-5。

在本发明中，除非有其他说明，数值范围“a-b”表示a到b之间的任意实数组合的缩略表示，其中a和b都是实数。例如数值范围“0-5”表示本文中已经全部列出了“0-5”之间的全部实数，“0-5”只是这些数值组合的缩略表示。

如果没有特别指出，本说明书所用的术语“两种”指“至少两种”。

在本发明中，如果没有特别的说明，本文所提到的所有实施方式以及优选实施方式可以相互组合形成新的技术方案。

在本发明中，如果没有特别的说明，本文所提到的所有技术特征以及优选特征可以相互组合形成新的技术方案。

在本发明中，如果没有特别的说明，本文所提到的所有步骤可以顺序进行，也可以随机进行，但是优选是顺序进行的。例如，所述方法包括步骤(a)和(b)，表示所述方法可包括顺序进行的步骤(a)和(b)，也可以包括顺序进行的步骤(b)和(a)。例如，所述提到所述方法还可包括步骤(c)，表示步骤(c)可以任意顺序加入到所述方法，例如，所述方法可以包括步骤(a)、(b)和(c)，也可包括步骤(a)、(c)和(b)，也可以包括步骤(c)、(a)和(b)等。

在本发明中，如果没有特别的说明，本文所提到的“包括”表示开放式，也可以是封闭式。例如，所述“包括”可以表示还可以包含没有列出的其他组分，也可以仅包括列出的组分。

在本发明中，当描述特定部件或物体相对于其他部件或物体的空间关系时，所采用的术语“之内”、“之外”、“之上”、“之下”等等，表示前者位于后者的内部、外部、上方或下方，二者可以直接接触，也可以相隔一定的距离或者由第三个部件或物体所间隔。

在此需要强调的是，在附图中显示以及在下文所述的仅仅是本发明的一些具体实施方式，本发明的保护范围不仅限于这些具体实施方式。本发明的保护范围由本发明的权利要求所限定，可能包括权利要求书范围内的任意技术方案，包括但不限于对这些具体实施方式的进一步改进和替代。

在下文中主要基于藻类培养实验和费托反应对一些优选的浆态床反应器的传质和传热均匀性进行了表征，但是此处需要强调的是，本发明的浆态床反应器的用途不仅限于这些反应，还可以用于可在三相体系中实施的任意其他的工艺，并且同样使得这些其他的工艺获得由于传质和传热带来的技术改善和收益，所述其他的工艺的例子包括物理吸附过程，例如汽车尾气处理和工厂废气处理；化学反应，例如氢化反应、氧化反应、氯化反应、磺化反应、烷基化反应、羰基化反应、酯化反应、酯交换反应、催化异构化反应、以及废气的化学吸收；生物工程，例如生物发酵、细菌培养等。

图1显示了一种浆态床反应器的大致结构，其包括外壳1，并且按照从下至上的顺序依次包括底部的入口5，分布器2(在该图中为分布板的形式)，分离器4和顶部的出口6。根据本发明的一个实施方式，所述分离器4是任选的部件，也即是说，在本发明的浆态床反应器中，可以存在所述分离器4，也可以不包括所述分离器4。根据一个实施方式，在反应开始之前浆态床反应器中预先存在固体物料，或者存在固体和液体的混合物，在反应开始时有液体和/或气体物料从下方的入口5供入，优选通过下方的入口5供入气体物料。所述气体物料或者气体物料与液体糊料的混合物从入口5供入之后，在分布板2的作用下分散成较小尺寸的气泡或液滴，以特定的尺寸分布和流动模式进入分布板2上方的反应器内部空间中，在上升的同时，该内部空间中的气、液、固物料互相接触，发生目标反应，例如“费托反应”或者“藻类与co2反应”，生成目标产物，例如不同链长的烃类或者增殖的藻类。然后物料继续上升。在需要进行固液气物料分离的情况下，在反应器的上部可以设置有分离器4，在分离器4的作用下分离出气态物质，例如烃类目标产物或者气态副产物、气态残余原料等，将其从顶部的出口6输出，送至后续工艺或者储存容器，而其他物料(例如气态和液态的反应原料、固态原料、反应器中培养的藻类等)可以返回至反应器的内部空间继续用于反应，还可以有一部分分离出的物料(例如副产物、烃类产物或者培育出的产物藻类)可以经由独立的排出机构输出到反应器之外，直接排放或者经过后处理再加以排放。

所述外壳用来封闭围绕出用于进行反应的内部空间，例如可以是一个不锈钢外壳。在图1所示的反应器中，壳体上部的横截面直径大于下部的横截面直径，但是本发明的范围不限于此，本申请的反应器壳体可以具有任意所需的形状和尺寸，例如从上至下具有相同的横截面直径的圆筒，也可以是图2所示的横截面为正方形或矩形的形式。根据本发明一个优选的实施方式，所述反应器的纵向(轴向)高度为5-100米，例如10-80米，优选20-50米，更优选20-35米。根据本发明的另一个优选的实施方式，反应器沿着纵轴从上至下具有相同的横截面直径。根据本发明的另一个优选的实施方式，反应器沿着纵轴在下部1/5至4/5、例如1/3至1/2的高度具有较小的横截面直径，例如内径为0.5-10米，例如0.8-8米，或者0.9-7米，或者1-5米，或者1.2-3米，或者1.5-2米，或者1.6-1.8米，因为气-液-固三相的反应主要在这一部分中发生，这一部分可以称为“三相反应部”；该三相反应部上方具有较大的横截面直径，例如内径为0.8-15米，例如1-12米，或者1.5-10米，或者1.8-8米，或者2-6米，或者1.5-5米，或者1.6-4米，或者1.7-3米，因为这一部分中主要是气相物质，并且回收的液体和固体物质经由这一部分下降回到所述三相反应部，因此这一部分可以称为“气相部”或者“下降部”。根据本发明的一个优选的实施方式，反应器中的液面基本上与所述“三相反应部”的上部界限一致，因此在下文的具体实验中可以用“浆态床液面高度”来限定“三相反应部”的高度。

根据本发明的一个实施方式，所述反应器具有图2所示的结构，从入口5至分布板2之间的部分的横截面面积从下之上逐渐变大。根据本发明的一个实施方式，所述分布板上方的反应器的横截面与所述底板具有相同的长宽比，并且二者的面积比为8:1至1.5:1，例如为6:1至2:1，或者为4:1至3:1。优选地，在图2所示的反应器中，入口处于一个底板中，该底板的形状为正方形或长方形，长宽比为1:1至1:8，优选1:4至1:7，更优选为1:5至1:7；例如，所述底板沿水平方向较长的边的尺寸为0.001-10米，例如0.1-5米，或者0.5-2米，或者0.8-1米，所述底板沿水平方向较短的边的尺寸为0.0005-3米，例如0.05-1.5米，或者0.1-1.2米，或者0.2-1米，或者0.4-0.8米；根据一个实施方式，所述底板与分布板之间的垂直距离为0.001-10米，例如0.005-8米，或者0.01-7米，或者0.05-6米，或者0.2-5米，或者0.4-4米，或者0.5-3米，或者0.6-2米，或者0.8-1.5米，或者1-1.2米。根据本发明的一个实施方式，分布板上方的反应器的横截面为正方形或矩形，其长宽比为1:1至1:8，优选1:4至1:7，更优选为1:5至1:7。所述反应器横截面的较长的边的尺寸为0.05-20米，例如0.1-10米，或者0.5-10米，或者0.8-8米，或者1-6米，或者2-4米，所述底板沿水平方向较短的边的尺寸为0.005-4米，例如0.1-3米，或者0.2-2米，或者0.4-1.5米，或者0.8-1.2米。根据本发明的另一个实施方式，在所述反应器中，从所述分布板至所述反应器顶部的垂直高度为0.5-70米，例如1-60米，或者5-60米，或者10-50米，或者20-40米，或者25-35米。本发明的反应器还可以在以上记载的尺寸的基础上按比例缩小或放大，例如将所有的尺寸缩小或放大20倍，或者10倍，或者5倍，或者2倍。

在图1所示的实施方式中，入口与一根管道简单地连接，但是根据需要可以对其进行进一步的修改。例如入口所连接的管道处可以设置一个或多个选自以下的装置：阀门、流量计、换热装置、挡板、法兰、螺纹、销、翼片，以及它们的任意组合。另外，可以在所述反应器的底部设置多个入口，这多个入口可以按照任意方式设置在反应器的底部，例如均匀设置在反应器底部的周边或者中央位置，可以为简单的开口或者喷嘴的形式。在图2所示的反应器截面为正方形或矩形的实施方式中，也可以使用以上所述的入口设置形式。

在入口的上方具有分布板，该分布板中具有特别设计的穿孔图案，具体来说，所述分布板包括第一组穿孔和第二组穿孔，所述第一组穿孔包括多个一级穿孔，所述第二组穿孔包括多个二级穿孔。以下基于附图描述的本发明优选实施方式中都同时包括一级和二级穿孔的设计。

参见本申请的图3a，其中显示了由多个一级穿孔和多个二级穿孔组成的图案，其中一级穿孔的孔径为0.1-20毫米，例如0.2-18毫米，0.5-15毫米，0.6-14毫米、0.7-13毫米、0.8-12毫米、0.9-11毫米、1-10毫米、2-9毫米、3-8毫米、4-7毫米、5-6毫米，或者在上述数值当中的任意两个相互组成构成的数值范围之内。

根据本发明的优选实施方式，每个一级穿孔可能具有与其他一级穿孔相同或不同的孔径。优选地，相较于所有一级穿孔的平均孔径，任意一个一级穿孔的孔径(包括最大的一级穿孔和最小的一级穿孔)为该平均孔径的20％至200％。

根据本发明的一个优选的实施方式中，每个一级穿孔的附近设置有一至六个与之关联的二级穿孔，所谓“关联”表示二级穿孔的中心与对应的一级穿孔中心的连线与所述一级穿孔中心在中心连线上的切线方向的夹角为10°至170°，例如10°至90°，并且二级穿孔的中心与一级穿孔中心之间的距离为该一级穿孔直径长度的110％至300％，优选120％至200％(也即设置在一级穿孔的“附近”)，如果二级穿孔与一级穿孔满足上述关系，则认为该二级穿孔与该一级穿孔是“关联”的。如果二级穿孔与一级穿孔不满足上述关系，则认为该二级穿孔与该一级穿孔不是“关联”的。根据优选的实施方式，每个一级穿孔的孔径和每个与之关联的二级穿孔的孔径之比为3:2至10:1。

根据本申请的一个实施方式，所述一级穿孔和二级穿孔具有选自以下的形状：圆形、椭圆形、卵形、菱形、圆角化菱形、正方形、圆角化正方形、长方形、圆角化长方形、不规则形状、以及上述形状的组合。根据本发明的一个优选的实施方式，所述一级穿孔和二级穿孔具有相同的形状，例如圆形。当所述穿孔为圆形的时候，所述的孔径为该圆形的直径。当所述穿孔为不同于圆形的其他任意形状的时候，所述孔径表示具有与这些穿孔的横截面积相同面积的“等价圆形”的直径。此处需要注意，所述“等价圆形”并非真实存在，而是用来换算孔径的一个假象的圆形。例如，假设穿孔为变长2mm×1mm的矩形，则该穿孔的孔径是横截面积为2mm²的“等价圆形”的直径，可以很容易地进行该换算。根据一个优选的实施方式，所述一级穿孔、二级穿孔、三级穿孔和四级穿孔均为圆形。

根据本申请的一个实施方式，所述一级穿孔和二级穿孔总体构成多级分形非均匀图案。优选地，一级和二级穿孔的总体分布图案为至少部分地由julia集分形所限定的多级分形非均匀图案。

julia集是由下式多次迭代获得的不趋于无穷的点所组成的集合：

fc(z)＝z²+c式1

此函数的具体原理示意图参见图8a和图8b。图8a显示了f(z)＝z²时z＝1的情况，如果z在j内，迭代f^k(z)→0，如果z在j外，f^k(z)→∞。本申请的申请人对图8a所示的函数f(z)＝z²添加摄动参数c，便可以得到函数fc(z)＝z²+c，由此可以通过迭代如图8b所示使得相应的函数图形发生变化。这里点z为满足f^k(z)→∞的点z∈c组成的集合的边界，f^k(z)为z的第k次迭代f(f(···f(z)···))，z取某一z0值作为初始值，通常可以取0，这里c为复数a+bi，a的取值范围为[-1,1]，例如a的取值可以在以下任意两个数值组成的范围之内：-0.99，-0.95，-0.90，-0.87，-0.85，-0.80，-0.77，-0.75，-0.70，-0.68，-0.65，-0.60，-0.58，-0.55，-0.50，-0.48，-0.45，-0.40，-0.35，-0.32，-0.25，-0.22，-0.20，-0.18，-0.15，-0.12，-0.10，-0.08，-0.03，0.02，0.05，0.08，0.10，0.12，0.14，0.15，0.18，0.20，0.22，0.25，0.28，0.30，0.32，0.35，0.40，0.42，0.45，0.48，0.50，0.52，0.55，0.58，0.60，0.62，0.65，0.68，0.70，0.72，0.75，0.78，0.80，0.82，0.85，0.88，0.90，0.92，0.95，0.98。最优选地，a＝-0.75至0.45，优选a的值为-0.75至-0.55，优选-0.70至-0.50，更优选-0.60；或者a的值优选为0.2至0.4，更优选0.25至0.38，更优选0.365。b的取值范围为[-1,1]，例如b取值可以在以下任意两个数值组成的范围之内：-0.99，-0.95，-0.90，-0.87，-0.85，-0.80，-0.77，-0.75，-0.70，-0.68，-0.65，-0.60，-0.58，-0.55，-0.50，-0.48，-0.45，-0.40，-0.35，-0.32，-0.25，-0.22，-0.20，-0.18，-0.15，-0.12，-0.10，-0.08，-0.03，0.02，0.05，0.08，0.10，0.12，0.14，0.15，0.18，0.20，0.22，0.25，0.28，0.30，0.32，0.35，0.40，0.42，0.45，0.48，0.50，0.52，0.55，0.58，0.60，0.62，0.65，0.68，0.70，0.72，0.75，0.78，0.80，0.82，0.85，0.88，0.90，0.92，0.95，0.98。最优选地，b＝-0.45至0.60，优选-0.40至-0.20，更优选-0.38至-0.30，更优选-0.37；或者b的值可以为0.2至0.6，优选0.3至0.55，更优选0.40-0.50。迭代次数k的取值为5-200，例如k取值可以在以下任意两个数值组成的范围之内：10，15，20，25，30，35，40，45，50，55，60，65，70，75，80，85，90，95，100，105，110，115，120，125，130，135，140，145，150，155，160，165，170，175，180，185，190，195。最优选地，k＝150。理论上来说，通过参数选择的不同，所形成的图像会发生相应的变化。根据本发明的优选实施方式，基于以上所述的参数选择进行函数迭代获得相应的函数图像。

根据本发明的一个实施方式，以所述分布板的总面积为基准计，所述分布板中所有穿孔所占的总面积百分比(也称作开孔率)为1-10％，例如可以在以下任意两个数值作为端值相互组合形成的数值范围之内：1％，2％，3％，4％，5％，6％，7％，8％，9％，10％。

根据本发明的一个优选的实施方式，分布板中的一级和二级穿孔具有图3a所示的图案，该穿孔图案基于以上所述的式1迭代获得，并且a＝-0.6，b＝0.50，k＝150。该图案在本发明中称为“julia集a图案”。根据本发明一个优选的实施方式，图3a所示的包括一组基于julia集a的图案的开孔率为1.36％。

根据本发明的另一个优选的实施方式，分布板中的一级和二级穿孔具有图3b所示的图案，其中包括三组相互平行设置的依照julia集a设定的穿孔图案。根据本发明一个优选的实施方式，图3b所示的包括三组基于julia集a的图案的开孔率为4.09％。

根据本发明的一个优选的实施方式，分布板中的一级和二级穿孔具有图3c所示的图案，该穿孔图案基于以上所述的式1迭代获得，并且a＝0.365，b＝-0.37，k＝150。该图案在本发明中称为“julia集b图案”。根据本发明一个优选的实施方式，图3c所示的包括一组基于julia集b的图案的开孔率为1.36％。

根据本发明的另一个优选的实施方式，分布板中的一级和二级穿孔具有图3d所示的图案，其中包括三组相互平行的依照julia集b设定的穿孔图案。根据本发明一个优选的实施方式，图3d所示的包括三组基于julia集b的图案的开孔率为4.09％。

根据本发明的优选实施方式，为了有效地比较穿孔图案分布对传质和传热的影响，排除掉穿孔总面积的影响因素，本发明图3a-3d与图5a所示的圆形分布板本身具有相同的直径和厚度，安装在反应器内完全相同的位置。图5a显示了在分布板中均匀分布的穿孔的设计形式，图5a所示的所有穿孔的总面积与本发明图3a和3c的穿孔总面积相同(即开孔率相等)。

图3b和3d显示了在分布板中以三组相互平行的依照julia集a或b设定的穿孔图案，图3b所示的所有穿孔的总面积与图3d的穿孔总面积相同(即开孔率相等)。

根据本发明的另一个优选的实施方式，分布板如图4a所示为矩形，该矩形的长宽比为1:4至1:7，优选为1:5至1:7，例如为1:6，其中包括三组相互平行的依照julia集a设定的穿孔图案。根据本发明一个优选的实施方式，图4a所示的包括三组基于julia集的图案的开孔率为7.94％。

根据本发明的另一个优选的实施方式，分布板如图4b所示为矩形，该矩形的长宽比为1:4至1:7，优选为1:5至1:7，例如为1:6其中包括三组相互平行的依照julia集b设定的穿孔图案。根据本发明一个优选的实施方式，图4b所示的包括三组基于julia集的图案的开孔率为7.94％。

图4a和4b显示了在矩形分布板中以三组相互平行的依照julia集a或b设定的穿孔图案，图4a所示的所有穿孔的总面积与图4b的穿孔总面积相同(即开孔率相等)，图5b所示的所有穿孔的总面积与本发明图4a和4b的穿孔总面积相同(即开孔率相等)。

不希望受限于任何具体的理论，申请人在研究中发现，通过采用以上所述的穿孔设计，特别是基于julia集a和julia集b的非均匀分形穿孔结构设计，可以在无需添加任何附加装置(例如喷头、喷嘴、物料回流管等等)的情况下，显著地改善整个浆态床反应器中的传质和传热的均匀性。其最主要的技术改进之处在于，根据现有技术的一般常识，通常会倾向于使得分布板上的穿孔具有尽可能均匀的分布图案，例如图5a显示了穿孔以不同方式均匀分布在圆形分布板中的情况，图5b显示了穿孔以不同方式均匀分布在矩形分布板中的情况，现有技术的设计思路大体如此。而本发明却采用与该公知常识完全相反的做法，在分布板中采用了非均匀分布的特定穿孔图案，特别是穿孔都是以非均匀的方式设置的，结果出人意料地发现此种非均匀的做法竟然实现了体系中传质和传热均匀性的显著改善，由此显著减少了反应体系中不利的返混、死区等不利因素的影响，最终表现为目标产物选择性的显著提高。

在分布板上方的内部空间中，特别是在浆态床液面以下，气-液-固三相物料相互接触并发生反应，例如费托反应或藻类培育。

根据一个优选的实施方式，在该“三相反应部”之内设置有换热器，所述换热器包括至少两根换热管，所述至少两根换热管以螺旋形式延伸。根据一个优选的实施方式中，在该“三相反应部”之内设置有换热器，所述换热器包括至少两根换热管，所述至少两根换热管以螺旋形式延伸。所述换热管可以由选自以下的材料制成：不锈钢、有机玻璃、铜、铁、陶瓷、玻璃、铝等等。根据一个优选的实施方式中，如图6所示，所述至少两根换热管设置成仿dna双螺旋形状，围绕反应器纵轴延伸。这两根换热管之间可以没有流体连通，也可以是相互之间流体连通的。在图6所示的换热管结构中，两根换热管之间设置有多根横向管，这些横向管的构成材料可以与所述两根换热管相同或者不同，优选是相同材料构成的。这些横向管与所述换热管之间可以流体连通，也可以不连通，优选不连通。在反应过程中，换热流体(例如水、换热油)从该换热管中流过，对反应器中的温度进行精细调节。现有技术中通常采用u型或蛇型方式设置的换热管，而且通常采用单根换热管。根据本发明的一个优选的实施方式，从反应器的俯视视角观察，所述dna双螺旋形状的换热管呈现均一的螺旋直径，这些螺旋直径为反应器内径的10-95％，例如15-90％，或者20-80％，或者15-70％，或者20-60％，或者15-50％，或者20-40％，或者20-30％，或者上述任意两个数值组成的数值范围。

根据本申请的另一个优选的实施方式，如图7所示，在反应器中设置了三根换热管，这些换热管设置成沿反应器纵轴延伸的同心螺旋形式，并且沿着从下至上的方向，每一圈螺旋的横向尺寸逐渐变大。根据一个优选的实施方式，每一圈螺旋的横向直径相对于其紧邻的下方一圈螺旋的横向直径增大2％至50％，例如5％至20％。根据一个优选的实施方式，每一根换热管包括五圈至五十圈螺旋，例如八圈至四十圈螺旋，或者十圈至三十圈螺旋，或者十五圈至二十五圈螺旋，或者二十圈螺旋。根据本发明的一个优选的实施方式，换热管的每一圈螺旋与其上方和下方的螺旋相比具有相同的换热管内径，换热管之间的间距也保持不变。根据本发明的一个优选的实施方式，从反应器的俯视视角观察，每一根螺旋形状的换热管呈现出逐渐缩小的螺旋直径，其中最大的一圈螺旋的直径为反应器内径的10-95％，例如15-90％，或者20-80％，或者15-70％，或者20-60％，或者15-50％，或者20-40％，或者20-30％，或者上述任意两个数值组成的数值范围。每一个内圈螺旋在俯视视角上的最大一圈螺旋的直径为其紧邻的外圈螺旋直径的50-90％，例如60-80％，或者65-75％。

不希望局限于任何具体理论，发明人通过研究惊讶地发现，上述换热管的设置方式不但能够带来传热效率的改善，而且由于其特异的结构设计，其竟然能够同时实现传质的改善，由此减少了反应体系中不利的返混、死区等不利因素的影响，最终表现为目标产物选择性的进一步提高。

反应器内部空间的上部可以根据需要任选地设置分离器。例如，对于进行藻类培养的反应器，可以使用该分离器，也可以不使用分离器，优选使用分离器。在进行反应(例如费托反应)之后，夹杂了一部分液体和固体的气体物料流上升至该分离器。所述分离器30可以是本领域已知的任何能够用来进行气、液、固三相分离的任意分离器，优选是旋风分离器。根据一个优选的实施方式，所述分离器的下游还包括隔板、除沫器等装置。在分离器中分离除去液体和固体之后，气体物质从该分离器上升通过隔板，再通过除沫器除去其中剩余的泡沫，即少量的残留液体，然后从反应器顶部出口6排出。而在分离器中分离得到的液体和固体组分则向下流动回到浆液中。根据一个优选的实施方式，所述分离器是旋风分离器，该旋风分离器包括下料腿，该下料腿的下端伸入反应器中的液面以下。在本发明的一个优选实施方式中，本发明的反应器包括1-20个、优选1-10个分离装置4，这些分离装置4在隔板下方围绕内壁均匀分布。

在图1所示的实施方式中，出口6与一根管道简单地连接，但是根据需要可以对其进行进一步的修改。例如出口所连接的管道处可以设置一个或多个选自以下的装置：阀门、流量计、换热装置、挡板、法兰、螺纹、销、翼片，以及它们的任意组合。

除了图1所示的装置以外，本发明的反应器还可以根据需要包括其他的装置，例如：沉降管，其可以为内径小于反应器横截面直径的比值管道，沿着平行于反应器纵轴的方向设置在反应器内部空间中，用来引导物料在该管内向下沉降；物料循环系统，其包括位于反应器中部的外壳壁上的循环入口、位于反应器外壳外部或内部的循环管道以及位于反应器底部(但是位于所述外壳底部的入口上方)的循环出口，该循环系统用于在反应进行过程中将反应器内的一部分物料从循环入口引出、经由循环管道输送到底部的循环出口，由此在反应器内建立额外的物料循环，以促进传质和传热；加热/冷却装置；温度/压力/流速传感器；流动控制部件，例如挡板、引流板、鳍片、搅拌桨叶等。可以根据需要在所述浆态床反应器中另外添加一种或多种上述的装置，但是根据本发明的一个优选的实施方式，通过对分布板的优选设计，在不使用上述其他装置的情况下就实现了所需的传质和传热的优异性能。

以上所述的所有的本发明实施方式中的任意两个以上可以任意地互相组合，这些组合也都包括在本发明总体技术构思之内。

实施例

在以下实施例中具体列举了本发明的优选实施方式，但是应当理解，本发明的保护范围不仅限于此。

在以下的实施例和对比例中，构建了多个反应系统，通过对其中反应器结构、分布板和换热器进行设计，考察了这些反应系统对费托反应和藻类培养的影响。

实施例1-6和对比例1：费托反应

在以下实施例1-6和对比例1中均使用图1所示的浆态床反应器进行费托反应，该反应器的外壳为不锈钢制，下方容纳浆液的“三相反应部”从分布板到液面的高度为15米，该三相反应部部分的反应器内径为2米，反应器轴向总高度为35米，反应器顶部布置1个气液/固旋风分离装置，在反应开始之前，反应器内的三相反应部预先装有60吨的液体石蜡和3吨的钴基催化剂(该钴基催化剂的化学式为co2c，按照文献doi：10.1038/nature19786记载的步骤合成)，所述催化剂在浆液中的质量百分比为5wt％。

在开始进行反应的时候，将原料气体以0.2m·s^-1的表观气体流速从反应器底部的入口送入反应器中，使得反应器内每小时输入7500标方原料气体，该原料气体包含49体积％的氢气、49体积％的co和2体积％的氮气。反应过程中反应器内的压力保持在1.0mpa，温度保持在220℃。从入口输入的原料气体通过分布板进行气体分布后，以分散形成在浆态床层中上升，气泡带动床层中的浆液和催化剂一起向上流动到达浆液表面，在此过程中，原料气体、液体石蜡和催化剂三者相互接触，原料气体在催化剂作用下发生费托合成反应生成蜡与烃油，同时产生部分副产物轻质烃类。气态的物料脱离浆液的表面，携带着一部分液滴和细小固体上升，经过旋风分离器分离之后，产物和副产物的混合物从出口导出，使用岛津公司生产的gc-14c型气相色谱分析仪进行产物的表征及分析，结果汇总列于表1。大部分液体和固体物料在浆液表面处朝着反应器外壳横向移动，沿着外壳下降回到分布板处，重复上述的浆态床反应过程，在旋风分离器处回收的液体和固体经由旋风分离器的下料腿回到浆液床的液面处，同样朝着反应器外壳横向移动，沿着外壳下降回到分布板处，重复上述的浆态床反应过程。

本发明的比较例和实施例的不同设计如下所述：

实施例1

实施例1的浆态床反应器按照以上所述的方式进行设计，其中使用图3a所示的分布板，该分布板如图1所示设置在反应器的下部，分布板使用直径2米的圆形钢板制造，每条旋臂中的各级穿孔基于julia集a设计。具体来说，使用microsoftvisualc++软件，以a＝-0.60、b＝0.50、k＝150的参数设定进行复变函数fc(z)＝z²+c的迭代，获得穿孔图案，依据该图案获得图3a所示的分布板。该分布板开孔率为1.36％。该反应器使用一根常规的u型换热管，该换热管为内径27毫米的不锈钢管，从液面之下10厘米处延伸到分布板上方10厘米处。以1米/秒的流速向换热管内供入冷凝水。

实施例2

实施例2的浆态床反应器按照与实施例1相同的方式进行设计，采用相同的工艺条件，区别仅在于使用图3b所示的三组相互平行的基于julia集a的穿孔的分布板。该分布板开孔率为4.09％。

实施例3

实施例3的浆态床反应器按照与实施例1相同的方式进行设计，采用相同的工艺条件，区别仅在于使用图3c所示的一组基于julia集b的穿孔的分布板。该分布板开孔率为1.36％。

实施例4

实施例4的浆态床反应器按照与实施例1相同的方式进行设计，采用相同的工艺条件，区别仅在于使用图3d所示的三组相互平行的基于julia集b的穿孔的分布板。该分布板开孔率为4.09％。

比较例1

比较例1的浆态床反应器按照与实施例1相同的方式进行设计，区别仅在于，其中使用图5a所示的分布板，该分布板开孔率为4.09％。

实施例5

实施例5的浆态床反应器按照与实施例2相同的方式进行设计，区别仅在于另外使用了图6所示的换热管，该换热管形成仿dna螺旋结构，围绕反应器纵轴螺旋上升，两条换热管的内径为27毫米，在垂直于反应器纵轴的横截面上每一螺旋周期的直径为42厘米，每一螺旋周期上升150厘米。换热管设置在浆态层中，换热管的总高度为15米。在反应过程中，以1米/秒的流速向每根换热管内供入冷凝水。

实施例6

实施例6的浆态床反应器按照与实施例2相同的方式进行设计，区别仅在于另外使用了图7所示的三根换热管，这三根换热管形成下小上大的同心螺旋结构，围绕反应器纵轴螺旋上升，每根换热管的内径为27毫米，每一螺旋周期上升150厘米，且每一上升一个螺旋周期，在垂直于反应器纵轴的横截面上螺旋周期的直径就增大10％。换热管设置在浆态层中，换热管的总高度为15米。最外圈换热管在反应器俯视图上最上方一圈(尺寸最大)的直径为180厘米，中圈换热管的最大直径为外圈换热管最大直径的70％，内圈换热管的最大直径为中圈换热管最大直径的70％。在反应过程中，以1米/秒的流速向每根换热管内供入冷凝水。

申请人对上述所有发明实施例和比较例的产物进行表征，使用岛津公司生产的gc-14c型气相色谱分析仪对反应器出口处引出的产物进行成分表征及分析。另外，为了对反应器内的温度分布进行监测，从分布板开始，在反应器内的浆态床层中每隔0.5米高度贴壁设置一个温度传感器，待反应稳定后读取每个温度传感器的读数，将所有温度传感器取平均值t均，然后获得上述各个温度传感器读数中与该t均所有差值的绝对值的均值δt作为“平均温度浮动绝对值”，用以评级体系内的传热效率。

表1

从上表所示的实验结果可以看到，本发明通过对分布板中穿孔的图案进行专门的不对称设计，与现有技术通常采用的尽可能均匀图案设计思路相比完全背道而驰，但是却出人意料地使得原料气体转化率以及高碳高价值产物的选择性都获得了显著的改进。发明人猜测此种不对称的穿孔图案设计可能对气-液-固三相浆液中的传质带来了某种特别的有利影响，促进了催化反应的转化率和选择性。另外，发明人还发现采用两种专门设计的换热管构造，实现了更显著的传热和传质功效，如实施例5-6所示，使得原料气体转化率以及高碳高价值产物的选择性进一步获得了显著的改善。

实施例7-8和对比例2：藻类培养

在以下的实施例7-8和对比例2中考察本发明的反应器进行藻类培养的性能。

实施例7

在实施例7中使用图2所示的反应器，该反应器采用有机玻璃材料制成。该反应器上部设置有旋风分离器，其横截面为矩形，该矩形的长度为0.1米，宽度为0.015米，分布板上方至反应器顶部的高度为1.5米，反应器内添加用藻类(小球藻)接种的水，分布板上方的水高度为1米，藻类接种密度为0.05g/l干重，在反应器内设置电加热器和温控装置，在反应全过程中将反应器内温度保持在25°，并始终用光强400μmolm^-2s^-1的led光源提供光照，将含5％(v/v)co2的空气-二氧化碳混合气按2.5l/min的流量从底部入口通入，经过图4a所示的分布板，通过藻类悬液，从反应器上方的出口排出。该分布板的尺寸与反应器的横截面积相对应，其中开孔率为7.94％。培养三天后，采用干重法取样烘干后测得藻细胞密度为1.15g/l，由此换算可知体积产率为0.38g/l·d。

实施例8：

实施例8的反应器设计和工艺步骤与实施例7完全相同，唯一的区别在于，使用了图4b使用的分布板，该分布板的尺寸以及所有穿孔总面积与实施例7的分布板完全相同(即穿孔率相等)。培养三天后，测得藻细胞密度为1.33g/l，由此换算可知体积产率为0.44g/ld。

比较例2：

比较例2的反应器设计和工艺步骤与实施例7完全相同，唯一的区别在于，使用了图5b使用的穿孔均匀设置的分布板，该分布板的尺寸以及所有穿孔总面积与实施例7的分布板完全相同(即穿孔率相等)。培养三天后，测得藻细胞密度为0.94g/l，由此换算可知体积产率为0.31g/ld。