连续反应器即反应一直持续的进行，不会断（除开故障），内常设有搅拌（机械搅拌、气流搅拌等）装置，进料装置，温度压力调节及监控设备等。

当某一化学产品产量达到约每年几千万磅（一般是经济刺激下而进行的连续生产）的高水平时，就要用专门生产这种产品的反应器。这种反应器可能会稳定操作一年甚至更久，只有在定期维护、更换催化剂等情况下才按要求停车。

几乎所有石油炼化行业中的反应器都是连续操作的。这是由于在炼厂生产的各种燃料、润滑油和化学中间体的年生产率要求都很大。许多常见的聚合物如聚乙烯和聚苯乙烯也是在大体积连续反应器中生产，就像很多大宗化学品，如苯乙烯、乙烯、氨和甲醇的生产一样。

图1是一些与反应器配套的辅助设备的简化流程图。在此例中，进料流首先经过进料一产物换热器，再经加热器加热到所需的进料温度。出料流中包括了产品、未反应的反应物和一些惰性组分。此混合流体先在进料一产物换热器中冷却，然后进一步冷却使组分部分液化。气一液相被分离，液相被输送到分离设备（分馏单元）。并在这里得到产物。离开分离器的气体一部分作为清洗剂用于阻止杂质在回收管路中结垢，剩余的气体被回收。

除非反应物的转化率非常高，否则从连续反应器中出来的大部分未转化的反应物通过循环同到原料流中。一些产物和（或）惰性组分也可能进行回流用以控制反应器内的温度等。

连续反应器通常在稳态下操作。进料流的流量和组成恒定，反应器操作条件不随时间变化。在为理想连续搅拌釜式反应器（CSTR）和理想活塞流反应器（PFR）这两种理想连续反应器建立设计方程时，我们假设处于稳态。

在正常生产状态下，连续反应器应连续稳定运行，反应器的各个变量均需保持在某一恒定值上。所以，连续反应器的控制系统多为定值控制系统。

反应器进料流量控制的主要目的是为了充分利用原料，保证各进料组分进入反应器的量适宜且相互之间保持一定的比例，以减小由于原料使用不充分而带来的经济损失，并使进料流量尽可能稳定，以利于生产过程的乎稳操作。为此，可以对各进料组分的流量分别进行定值调节，如图2所示，如其中某一物流的流量不易进行控制，则可采用图2左图所示的定比值控制系统。

当进料浓度发生变僻由于其他原因使各进料组分间的实际比率发生变化时，可以利用成分分析仪表监视反应器出口物料的成分，并以此为依据利用反馈修正进料比率的失衡。图3即为可以采用的方案。由于此法主要取决于成分的在线测量，所以这一方法的实施在实际过程中有一定的困难。当无法在线修正进料比率时，可以采用离线分析的方法，定期对进料比进行人工校正。此外，利用反应器下游设备分离后的物流成分，也可以判断反应器进料比是否适宜，并且在理论上也可以此为依据，对反应器进料比率进行在线反馈控制。但是，这样会带来很大的纯滞后时间，严重影响调节系统的稳定性．但可以此作为对进料比进行人工校正的依据。

由于一般工业用流量测量仪表的精度不是很高，所以，对流量控制要求较高时，采用这种仪表的控韶系统将无法满足要求。除开发精度更高的流量测量仪表外，可以利用计量贮罐采用称重或容量等梅度较高的测量方法测量反应器的进料量。对流量较小的进料，·可以使用计量泵调节其进料置。这样就可以有效地改善进料配比的控制精度。

当进料中某一物料的价格远高于其他物料时，由于这种物料的流量通常较小，故可以采用计量泵控制其流量。如这时采用比例调节，则应以此物流为主流量进行。为提高贵重物料的使用率，或出于其他原因，在实际反应系统中常有某一（廉价）物料过量使用，这时对进料流量比率的控制要求相对较低，控制质量一般比较容易得到满足。当反应器物料循环使用时，循环物料多为过量，情况与此相似。但由于循环物流的成分会发生变化，所以也带来了新的问题。对于催化刑，添加剂等流量小但控制要求高的物流，通常多采用多个反应器串联使用时，只有第一个反应器的进料有可能进行定值调节。从第二个反应器开始，其进料量为前一个反应器的出料量，虽然有时也可进行调节，但只能以上游反应器的物料贮量为较移。因此，第一个反应器的控制情况是非常关键的。

如前所述，反应器的温度控制常常用以代替直接的质量控制。另外，由于反应热与反应温度多为正反馈关系，所以反应器温度有可能失控，使工艺过程处于危险状况。因此，温度控制是大多数反应器控制中不可缺少的一个环节。

根据控制的目的、反应器类型及反应器中所进行的化学反应等，反应器温度控制所用的温度点可以有不同的选择。常用的温度点包括反应器的内点温度、反应器进口物料温度、反应器出口物料温度、反应器进出口物料温差等。反应器的温度控制一般以调节其换热介质的流量或温度实现，有时也可以利用反应器的进料温度与流量等作为调节作用。

考虑到反应器启动过程的要求，以放热反应系统为例，首先系统应当具有对反应器进行加热的能力，以使反应器达到能够开始进行反应的温度；另外，反应器的换热系统还需要具有冷却的功能， 以便移去反应开始后所放出的大量的热。为此，可以采用反应物预热系统实现启动过程，再用反应器的换热系统，如夹套、蛇管等进行冷却；也可以使用相同的换热系统，通过改变换热介质的种类，达到同样的目的，如用蒸汽进行加热，用冷却水进行冷却（图4）。这时可采用分程控制的方法控制加热及冷却介质的流量。

由于温度与压力有一定的关系，反应器内压力的变化常为温度变化的前奏，因而可选取反应器内的压力作为温度串级调节的副参数，构成串级调节系统。由于压力先于温度变化而变化，所以该方案可以提高温度控制的响应速度。压力与温度的关系多为非线性关系，并且将随着反应器内反应混合物的浓度变化而改变，故应用时这一方法亦受到限制。如果能够得到压力与温度之间的数学关系，则可以通过压力对温度测量进行补偿，这样可能会得到更好的调节品质，如聚合反应器的压力补偿温度控制系统。

当有某种组分在反应器内处于沸腾状态时，反应热可以通过该组分的气化带出反应器。这时可以不对反应器温度进行直接控制，而是调节与沸点温度有对应关系的反应器内的压力，从而将反应温度控制在这一组分的某一沸点上。

多个反应器串联使用时，如串联CSTR系列，第一个反应器的控制情况是后续设备控制难易程度的关键，从第二个反应器开始， 可以将前一个反应器的温度及出口物料的流量作为前馈信号 引入其控制系统中 陶成前馈—R馈复合调节系统。

当反应器中进行的是气相反应，氧化反应，氢化反应或高压聚合等反应过程时，常需对反应器内的压力进行控制。此外，由于反应器的压力与其温度之间有一定的关系，为得到较好的温度控制，有时也需要对反应器的压力进行控制。

反应器的压力控制可采用图5所示的方法，污染环境。当反应过程中有气相进料时，可以调节该进料的量进行压力控制。对反应气相或液相出料量加以调节，也可以实现对反应器压力的控制。

通过反应器后续设备，也能够实现对反应器压力的控制，如调节后续设备内的压力，以影响反应器的出料量。显然，这类调节的纯滞后时间较大，实用中有一定的困难。压力控制的典型例子是合成氨生产过程。在一般反应器中直接的压力控制系统并不多见。

由予压力过高可能会使反应器无法承受而发生爆炸，因而反应器应安装必要的安全阀。

当化学反应涉及到碱，酸等物质时，pH值往往是反应过程中的——个重要参数。由于能够在线测量，所以pH值常常作为反应过程的质量指标加以控制。酸碱中和过程的非线性程度很高，而且由于pH测量等原因使得过程有一定的纯滞后时间，所以pH的控制通常被认为是比较困难的。

在进行pH控制系统的设计或改进时，首先应当对pH值测量装置的选择，安装以及日常维护等给予足够的重视，因为pH值测量的精度，测量滞后及由于采样而带来的纯滞盾等因素对控制系统的调节品质影响很大。

pH控制可以采用常规线性反馈调节器（PID），通过调节某一中和液的流量进行单回路控制。但不能使用纯比例调节规律+因为纯比例作用存在余差，而pH控制系统的设定值又大多在对中和液流量非常敏感的区域， 即pH值为7附近，中和液流量的微小偏差就将使pH值远远偏离设定值（参见图6）。选用PI还是PID调节规律以及操纵变量的整定则需根据所控过程的特性而定。考虑到过程的非线性，这时可选用非线性阀， 以期能对过程的非线性进行部分补偿。但是， 由于大多数中和过程的非线性程度较高， 而且存在着不可忽视的纯滞后时间，采用常规的线性调节往往难以得到满意的结果，因而，需要在控制系统中考虑这两个因素的影响，并进行适当的补偿。

由于化学反应过程的机理过于复杂，且化学反应器的操作往往涉及许多相互关联的变量，所以在许多情况下都难以得到精确的反应过程的数学模型。由于反应过程具有高度的非线性特性，其中的某些参数，如传热系数。催化剂活性等具有时变特性，能够得到的模型有时也难以求解，因而无法使用。由于这些原因，使得对模型要求很高的最优控制方法在反应过程中的应用受到很大限制。从这一点看， 自整定和自适应控制方法的应用更为人们注意。

在线测量手段的缺乏是许多反应过程难以得到良好的控制的另一个原因。这也在控制方面向人们提出了如何利用状态观测器估计所需参数的问题。

在连续反应器中，除非原料与催化剂的接触时间很长，加氢反应的主要以及次要产品都被连续地从体系中移出。接触时间可以确保进料的完全转化。因此，连续反应器中氮化物以及H2S对催化剂的影响比间歇反应器中的小。并且，向体系中连续供应H2可以准确地控制体系的压力，同时控制H2S与H2的比值。当使用AR进料时，Gualda和Kasztelan观察到间歇反应器中出现了与连续反应器中不同的催化剂失活类型。最常用的连续反应器是催化剂固定床反应器以及连续搅拌釜反应器（CSTR）。经过改进之后，CSTR可以采用催化剂的悬浮床形式。

连续操作条件下的固定床反应器可以做成包括微型反应器、实验室装置、中试装置在内的各种尺寸。这些装置的内径不同，分别为10mm，20mm以及40mm左右，反应器直径与催化剂颗粒直径的比值分别约为7，13以及27。固定床反应器有下行床（即滴流床反应器）以及上行床反应器两种操作模式。Bej等详细讨论了流体力学以及稀释作用对两种反应器操作模式的影响；A1-Dahhan等对高压滴流床反应器进行了总结；Korsten和Hoffmann研究了对滴流床反应器动力学起关键作用的因素；Garcia和Pazos则着重于研究液滴滞留对于滴流床反应器的影响，他们发现液滴滞留的增加可以增大催化剂湿度，从而增加催化剂的利用率，在他们的研究中颗粒大小以及液体空速等动力学条件是重要的影响因素。

显然，滴流床反应器比上行床反应器应用更广。在滴流床反应器中，进料可以与催化剂很好地接触。然后对于上行床反应器，可以通过固体床层的稀释或者在催化剂床层的前后增加惰性固体层的方法来改善进料与催化剂的接触问题。反应器尺寸的选择是由研究目的决定的。例如，当研究目的是为了取得和工业操作相关的参数的时候，在中试装置上能得到比实验室装置或微反装置更可信的数据。选择合适的反应器尺寸对于含金属以及沥青质的重油进料尤为重要。

内径为10mm以及更小尺寸的反应器为微型反应器。使用这种反应器研究重油的加氢过程是有局限性的，尤其是对于减压渣油和重油原油。因此，微反中催化剂的进料量低于1g。不过微型反应器直径与催化剂颗粒直径的比值可使催化剂颗粒直径远小于工业催化剂的1.5mm。因此，对于微反研究，需要将工业催化剂压碎至直径0.5mm以下。对于这样的小颗粒，很难将重油进料加氨处理过程中的扩散现象进行正确的表征，除非将更大体系中的测试结果对微反中的测试结果进行补充。反应初期由催化剂表面的快速积炭在微反装置中就得到了好的表征。同时，对于这样小的颗粒，由堵塞或者压降的增加导致的催化剂床层故障是不可避免的。当然，这个问题可以通过用惰性颗粒稀释催化剂床层和，或用轻组分稀释重油进料的方法来缓解。在催化剂床层的前后增加惰性固体层可以改善进料在催化剂中的分布。Sie研究了将固定床反应器缩小到微反时的限制因素。对于更重的进料，其胶体稳定性随温度的升高而降低，这会使反应器壁面形成过多的沉积物而导致停工。因此，对于一些重油进料，很难在微反装置或者更小尺寸的反应器中实现长周期运转。使用重油进料（如减压渣油）时微反装置所变现出的这种局限性对于进料为轻质原料以及模型化合物时并不存在。对于轻质原料以及模型化合物，使用微反装置可以得到加氢反应的有价值的数据。

实验室规模的连续操作系统（内径约20mm）已经成功用于重油加氢过程的各类研究。这类反应器中催化剂的体积可达100mL，是微反催化剂的20倍还多。在这种体系中，可以采用工业操作中使用的催化剂，因此也能得到更具有代表性、更可信的数据。从这种实验室规模的反应器中得到的操作参数已经成功地与工业装置上的操作参数相关联。对于催化剂老化过程的研究要特别重视，这一数据对预测工业反应器内催化剂性能的模型非常重要。由于实验室装置中催化剂和原料的量较大，足以对待生剂和液体产物进行评价，而微反中的量很少，对于催化剂和产品的评价有局限性。

中试反应器的内径和体积至少为实验室装置的2倍以及微反装置的50倍，因此对于催化剂的大小和形状没有限制。同时也不需要稀释重油原料来保重连续迸料。即使使用实验室装置可以对催化剂进行初步筛选，对于特定原料的催化剂的选择最终需要在中试装置上进行测试。在中试装置上，即使对于减压渣油以及重的拔顶原油，也可以进行很多天的长周期运转。实践表明，中试装置可以得到用于工业装置设计以及操作优化的大量数据。

具有不同大小及体积的连续搅拌釜反应器（CSTR）体系同样可以用于重油加氢过程的研究，虽然应用的程度不如连续固定床反应器。Richardson等比较了在间歇反应器和CSTR上得到的Athabasca沥青质渣油加氢动力学模型，得到的结果如图7所示。使用CSTR来研究加氢反应的动力学模型具有一定的优势，这是因为不存在最初的质量以及热量梯度。另外，在CSTR中由于连续的搅拌可以避免在固定床反应器中存在的压降问题。CSTR加氢过程的一种模式是液体以及H2的连续再循环。反应器通过将催化剂装入一个转筐来运转，或者采用静止的催化剂筐，搅拌液体来运转，也可以采用催化剂筐的多级串联体系。在同一个反应器内，采用连续搅拌操作以及间歇操作两种不同的方式研究了重质渣油的加氢脱金属过程，得到的动力学存在显著的差异：CSTR体系得到的动力学级数为1，而间歇操作体系中得到的动力学级数为1.5。

研究者认为CSTR经过改进可以用于膨胀床以及沸腾床的模拟。在此类研究中，催化剂处于悬浮状态而不是装在筐中。进料以及搅拌速率必须与催化剂大小以及物理性质相匹配以保证连续平稳操作。否则，催化剂可能被产物带出体系或者沉淀在反应器底部。显然，CSTR也可以通过改进来实现催化剂的周期性添加以及移出。由于操作的连续性，CSTR体系得到的数据相比于间歇反应器能够更好地与连续固定床反应器得到的数据相关联。

连续反应器应用于化学品、燃料和聚合物的大规模生产上。

很多反应体系中，产物的物质的量和反应物的物质的量是不同的。聚合反应是物质的量发生巨大变化的一个极端例子。一个聚合物分子可能由10 000个单体分子反应得到。链增长反应化学计量方程表示为：

nM ——→ —（M）n—

其中M是进行聚合的单体，“n”是聚合物分子中单体单元数。例如，M可表示相对分子质量为28的乙烯单体（C2H4）。如果合成得到的聚乙烯的数均相对分子质量是200 000，n的值大约是7 000。聚烯烃如聚乙烯工业反应器如图8所示。

对于连续反应器，如果反应中物质的量变化，则其设计和分析单元有一定难度。如果在气相反应中，物质的量的变化导致了体系质量密度的变化。换句话说，随着反应的进行，体系中净物质的量发生了变化，则给定质量的气体的体积将发生变化。处理质量密度发生变化的连续反应器类似于处理变体积的间歇反应器。