存在物料的返混，对大多数反应有利。缺点是需要装卸料、清洗等辅助工序，产品质量不易稳定。
大规模生产应尽可能采用连续反应器。连续反应器的优点是产品质量稳定，易于操作控制。其缺点是连续反应器中都存在程度不同的返混，这对大多数反应皆为不利因素，应通过反应器合理选型和结构设计加以抑制。
3. 反应器的加料方式
对有两种以上原料的连续反应器，物料流向可采用并流或逆流。对几个反应器组成级联的设备，还可采用错流加料,即一种原料依次通过各个反应器,另一种原料分别加入各反应器。除流向外，还有原料是从反应器的一端(或两端)加入和分段加入之分。分段加入指一种原料由一端加入，另一种原料分成几段从反应器的不同位置加入，错流也可看成一种分段加料方式。采用什么加料方式，须根据反应过程的特征决定。
4. 反应器的换热方式
多数反应有明显的热效应。为使反应在适宜的温度条件下进行，往往需对反应物系进行换热。换热方式有间接换热和直接换热。间接换热指反应物料和载热体通过间壁进行换热，直接换热指反应物料和载热体直接接触进行换热。对放热反应，可以用反应产物携带的反应热来加热反应原料，使之达到所需的反应温度，这种反应器称为自热式反应器。
按反应过程中的换热状况，反应器可分为：
①等温反应器：反应物系温度处处相等的一种理想反应器。反应热效应极小，或反应物料和载热体间充分换热，或反应器内的热量反馈极大（如剧烈搅拌的釜式反应器）的反应器，这样可近似看作等温反应器。
②绝热反应器：反应区与环境无热量交换的一种理想反应器。反应区内无换热装置的大型工业反应器，与外界换热可忽略时，可近似看作绝热反应器。
③非等温非绝热反应器：与外界有热量交换，反应器内也有热反馈，但达不到等温条件的反应器，如列管式固定床反应器。
换热可在反应区进行，如通过夹套进行换热的搅拌釜，也可在反应区间进行，如级间换热的多级反应器。
5. 反应器的操作条件
10
主要指反应器的操作温度和操作压力。温度是影响反应过程的敏感因素，必须选择适宜的操作温度或温度序列，使反应过程在优化条件下进行。例如对可逆放热反应应采用先高后低的温度序列以兼顾反应速率和平衡转化率。
反应器可在常压、加压或负压（真空）下操作。加压操作的反应器主要用于有气体参与的反应过程，提高操作压力有利于加速气相反应，对于总摩尔数减小的气相可逆反应，则可提高平衡转化率，如合成氨、合成甲醇等。
6. 反应器的选型
对于特定的反应过程，反应器的选型需综合考虑技术、经济及安全等诸方面的因素。
反应过程的基本特征决定了适宜的反应器形式。例如气固相反应过程大致是用固定床反应器、流化床反应器或移动床反应器。但是适宜的选型则需考虑反应的热效应、对反应转化率和选择率的要求、催化剂物理化学性态和失活等多种因素，甚至需要对不同的反应器分别作出概念设计，进行技术的和经济的分析以后才能确定。
除反应器的形式以外，反应器的操作方式和加料方式也需考虑。例如,对于有串联或平行副反应的过程,分段进料可能优于一次进料。温度序列也是反应器选型的一个重要因素。例如，对于放热的可逆反应，应采用先高后低的温度序列，多级、级间换热式反应器可使反应器的温度序列趋于合理。反应器在过程工业生产中占有重要地位。就全流程的建设投资和操作费用而言，反应器所占的比例未必很大。但其性能和操作的优劣却影响着前后处理及产品的产量和质量，对原料消耗、能量消耗和产品成本也产生重要影响。因此，反应器的研究和开发工作对于发展各种过程工业有重要的意义。
11
3.1.3精馏基本原理
精馏分离是根据溶液中各组分挥发度（或沸点）的差异，使各组分得以分离。其中较易挥发的称为易挥发组分（或轻组分），较难挥发的称为难挥发组分（或重组分）。它通过汽、液两相的直接接触，使易挥发组分由液相向汽相传递，难挥发组分由汽相向液相传递，是汽、液两相之间的传递过程。
现取第n板（如右图）为例来分析精馏过程和原理。
塔板的形式有多种，最简单的一种是板上有许多小孔（称筛板塔），每层板上都装有降液管，来自下一层（n+1层）的蒸汽通过板上的小孔上升，而上一层（n-1层）
图4 第n板的质量和热量衡算图
来的液体通过降液管流到第n板上，在第n板上汽液两相密切接触，进行热量和质量的交换。进、出第n板的物流有四种：
1．由第n-1板溢流下来的液体量为Ln-1，其组成为xn-1,温度为tn-1； 2．由第n板上升的蒸汽量为Vn，组成为yn，温度为tn； 3．从第n板溢流下去的液体量为Ln，组成为xn，温度为tn； 4．由第n+1板上升的蒸汽量为Vn+1，组成为yn+1，温度为tn+1。 因此，当组成为xn-1的液体及组成为yn+1的蒸汽同时进入第n板，由于存在温度差和浓度差，汽液两相在第n板上密切接触进行传质和传热的结果会使离开第n 板的汽液两相平衡（如果为理论板，则离开第n板的汽液两相成平衡），若汽液两相在板上的接触时间长，接触比较充分，那么离开该板的汽液两相相互平衡，通常称这种板为理论板（yn，xn成平衡）。精馏塔中每层板上都进行着与上述相似的过程，其结果是上升蒸汽中易挥发组分浓度逐渐增高，而下降的液体中难挥发组分越来越浓，只要塔内有足够多的塔板数，就可使混合物达到所要求的分离纯度（共沸情况除外）。
加料板把精馏塔分为二段，加料板以上的塔，即塔上半部完成了上升蒸汽的精制，即除去其中的难挥发组分，因而称为精馏段。加料板以下（包括加料板）的塔，即塔的下半部完成了下降液体中难挥发组分的提浓，除去了
12
易挥发组分，因而称为提馏段。一个完整的精馏塔应包括精馏段和提馏段。
精馏段操作方程为：
yn?1?xRxn?D R?1R?1提馏段操作方程为：
yn?1?RD?qFF?Dxn?x
?R?1?D??1?q?F?R?1?D??1?q?Fw其中，R为操作回流比，F为进料摩尔流率，W为釜液摩尔流率，L为提馏段下降液体的摩尔流率，q为进料的热状态参数，部分回流时，进料热状况参数的计算式为：
q?式中 tF——进料温度，℃。
Cpm(tBP?tF)?rmrm
tBP——进料的泡点温度，℃。
Cpm——进料液体在平均温度（tF + tBP）/2下的比热，J/（mol ℃）。 rm——进料液体在其组成和泡点温度下的汽化热， J/mol。
Cpm=Cp1x1+Cp2x2 rm=r1x1+r2x2
式中Cp1，Cp2——分别为纯组份1和组份2在平均温度下的比热容，kJ/（kg．℃）。
r1，r2——分别为纯组份1和组份2在泡点温度下的汽化热，kJ/kg。 x1，x2——分别为纯组份1和组份2在进料中的摩尔分率。
精馏操作涉及气、液两相间的传热和传质过程。塔板上两相间的传热速率和传质速率不仅取决于物系的性质和操作条件，而且还与塔板结构有关，因此它们很难用简单方程加以描述。引入理论板的概念，可使问题简化。
所谓理论板，是指在其上气、液两相都充分混合，且传热和传质过程阻力为零的理想化塔板。因此不论进入理论板的气、液两相组成如何，离开该板时气、液两相达到平衡状态，即两温度相等，组成互相平衡。
实际上，由于板上气、液两相接触面积和接触时间是有限的，因此在任何形式的塔板上，气、液两相难以达到平衡状态，即理论板是不存在的。理
13
论板仅用作衡量实际板分离效率的依据和标准。通常，在精馏计算中，先求得理论板数，然后利用塔板效率予以修正，即求得实际板数。引入理论板的概念，对精馏过程的分析和计算是十分有用的。
对于二元物系，如已知其汽液平衡数据，则根据精馏塔的原料液组成，进料热状况，操作回流比及塔顶馏出液组成，塔底釜液组成可由图解法或逐板计算法求出该塔的理论板数NT。按照下式可以得到总板效率ET，其中NP为实际塔板数。
ET?
3.2主要物料的平衡及流向
NT?1?100% NP原料乙酸由乙酸储罐，通过乙酸泵送入反应釜；乙醇由乙醇储罐通过乙醇泵送入反应釜；浓硫酸酸罐位置高于反应釜，借位差流入反应釜。
乙酸和乙醇在浓硫酸的存在下，在反应釜内进行酯化反应。生成的乙酸乙酯由中和釜进料泵送中和釜。氢氧化钠碱罐位置高于中和釜，借位差流入中和釜，在中和釜调中性或弱碱性后经液位差流入中和釜储罐内，再由萃取塔进料泵输送到萃取塔塔釜，与从萃取剂储罐由萃取剂泵输送到萃取塔塔顶的萃取剂混合，从萃取塔顶出来的萃取相经冷却器冷凝后流入萃取相储罐，再由酯精致塔进料泵输送到酯精制塔内，酯精制塔塔顶蒸汽在冷凝器内冷凝后储存在酯精制塔产品罐内，部分产品经精制塔回流泵输送回酯精制塔内。从萃取塔塔釜出来的萃余相流入到萃取塔塔底罐内，再由回收塔进料泵输送到萃取剂回收塔内，萃取剂回收塔塔顶蒸汽经冷凝器冷凝后流入萃取剂回收塔顶产品罐内，部分物料由回收塔回流泵输送回萃取剂回收塔内，从塔釜出来的物料由萃取剂循环泵输送到萃取剂储罐出口与新鲜的萃取剂混合。
3.3带有控制点的工艺及设备流程图 见附图。
14