3.2.4 工艺条件与反应器的选择前已述及，小型工艺试验的任务是：确定工艺条件框架(含最优工艺条件)、优选反应器型式，确定设计、放大依据。
上述三项任务的基础是开发对象的特征，即反应类型(简单反应，复杂反应，串联副反应，并联副反应等)、热力学行为(可逆反应、不可逆反应、放热反应、吸热反应、平衡常数与平衡组成等)、动力学行为(快反应、侵反应、与传递过程的相对关系、相态等)以及工程环境(材质、杂质、寿命、加热、冷却、惰性组分、上下游工况变化范围等)。
上述三项任务的目标是：经济效益、社会效益、环境保护、安全等。
鉴于化工过程的原料一般占产品成本的70％一80％，所以衡量经济效益时往往以转化率、选择性为指标，而社会效益、环境、安全则难以定量表达。
换言之，小型工艺试验这种科学、技术行为有其特定的前提和出发点，也有其特定的追求目标，只能在给出的约束领域内工作。
而三项任务虽全都立足于开发对象特征，但彼此并不独立，而是相互交联与协同的，不过有程度强弱之分。
（1）工艺条件选择工艺条件主要指温度、压力、浓度、进料组成、空速(流量)、循环(返回)比、放空(排放)量与组成等，工艺学对特定过程的工艺条件选择均有详细的论述，本文仅从开发角度笼统地介绍一般原则。
a 在上述工艺条件中，以温度、浓度最为重要。
从微观看，是反应场所(反应发生处)的温度、浓度；从较大尺度看是催化剂颗内、滴内、泡内、膜内、孔内、界面的温度与浓度分布；从宏观的角度看，就是反应器内、塔内、炉内、床内的温度与浓度分布。
①上述三级(反应场所级，滴、粒、膜级，反应器级)温度分布与浓度分布，与反应特征有关，更主要的是与工程因素(由反应器型式、尺寸、操作方式、工艺条件综合生成)有关。
所以小试优选的工艺条件，在不同级别的模试与工业反应器中，未必还是最优。
原因很简单，上述三个级别的温度与浓度分布变了。
②就本征反应速率而论，其值仅与催化剂(或理解为反应自身特征——涉及频率因子与活化能)、浓度、温度有关，而且一般情况下，它们是相互独立的。
但如果因其中之一变化引起反应机理变化(例如，催化剂的催化机理变化；由反应控制转化为扩散控制等)；温度变化，除自身通过阿累尼斯关系影响反应速率外，还通过物性一传递一浓度分布，影响反应结果；浓度变化，除自身通过反应级数影响反应速率外，还通过物性(热容)一传递一温度分布，影响反应结果，则产生协同效应的。
还应指出，在多数情况下，这种协同效应可以略而不计。
b 以反应结果最优为目标，工艺条件、反应器型式、几何尺寸、操作方式应相互补充、彼此匹配，以体现综合效果。
通过反应器的加热、冷却，催化剂的粒度、原料固体的粒度尺寸、液体原料的雾化与分布，填充床的结构与流体分布，塔式反应器结构，搅拌反应器的桨叶结构等等，有可能营造出满意的第二、第三层次因素。
因此，在选择工艺条件时，应充分考虑第一层次因素之间既独立、又联合的效果。
c 在选择工艺条件时，应进行热力学计算，以掌握反应进行的极限。
如果某组工艺条件预示的平衡状态与技术目标不符，则应设法改变工艺条件或反应器型式。
有时候，希望反应在新的工艺条件下达到或趋近平衡；也有时候，则希望新的工艺条件能通过反应动力学抑制平衡出现。
d 选择工艺条件时还必须考虑材质等因素的约束。
如果开发对象为吸热反应，提高温度对热力学和动力学都是有利的。
处于工艺上的要求、有的为了防止或减缓副反应；有的为了提高设备生产强度，希望反应在高温下进行。
此时，必须考虑材质承受能力，在材质的约束下选择工艺条件。
e 在系统工程观点指导下选择工艺条件。
选择工艺条件既要着眼于具体的化工过程，又要立足于全系统最优，必要时要牺牲局部，保证全局。
压力，特别是对大系统气体为原料过程而言是全局性因素。
系统压力不可能时高、时低，多次起伏。
因此，在选择系统压力时，一定要立足于系统，不仅要考虑一个反应过程，而是要考虑全部反应过程；还要考虑净化、分离过程，在发生矛盾时，要以系统最优(投资、成本、单耗、效益)决定弃取。
（2）反应器型式选择化学反应工程原理及反应器是化学反应工程学科的主要研究内容，此处仅以列举的方式，作为化工过程开发反应器型式选择的参考。
A 气固相反应器这类反应器用得极为广泛。
固体或为原料之一，或为催化剂。
按固体运动方式，又分为固定床、流化床、移动床、气流床、回转窑等。
a 固定床。
当催化剂为负载型，为防止磨碎与损失，在温度对选择性并不十分敏感的情况下，多采用固定床反应器。
又可按绝热、换热，流体流动方向不同进一步分类。
如绝热固定床反应器、多段换热式(间接——段问采用换热器换热，直接——段间采用原料气或非原料气激冷或激热)固定床反应器，连续换热式固定床反应器，以及轴向反应器，径向反应器等等。
b 流化床。
与固定床相反，当流体通过床层时，固体颗粒处于悬浮运动状态。
加工的对象可以是固体颗粒，例如矿石焙烧、煤的气化与燃烧；也可以是流体，此时固体为催化剂，例如，重质油催化裂化、丙烯氨氧化、萘氧化制邻苯二甲酸酐、正丁烷或正丁烯氧化制顺丁烯二酸酐。
流化床有如下优点。
其一，可以实现固体物料连续输入和输出，从而为大量固体颗粒再生、循环使用提供了可能。
其二，床层内温度均匀，为抑制对温度敏感的副反应创造了前提；床层传热系数较大、一般要比固定床大10余倍，有利于床层的热量输入、输出。
流化床也有若干缺点：其一，固体颗粒、流体都存在返混现象，使除并联副反应的反应级数高于主反应级数外的其他反应的转化率、选择性下降。
弥补的措施是对反应器进行轴向、径向分割。
其二，固体颗粒磨损严重，大量粉尘带出器外，为后工序留下隐患。
其三，因为气泡存在，使气固接触的相界面降低，气体的单程转化率受到限制。
弥补的办法是增加构件，破碎气泡。
c 移动床反应器的固体颗粒(原料、催化剂、惰性物料)在工作过程中是移动的，例如鲁奇、UGI煤气化炉，此时，煤参与反应；铂重整反应器，固体颗粒为催化剂，随过程进行，催化剂逐渐为碳覆盖而失活，移动床为催化剂及时再生、循环使用创造了条件。
d 气流床又称携带床、喷流床。
固体或液体颗粒很小，约0.04mm，对气流的跟随性良好，在床层中气固相基本上没有相对运动。
这类反应器在干煤粉气化、水煤浆气化、渣油气化中得到广泛应用。
该类反应器有如下主要特点：炉内存在温度分布与浓度分布。
温度一般很高，介于1300℃一1900℃，所以化学反应速率极快，约100ms即可完成，属飞速反应。
这意味着，传递是过程的控制步骤。
为提高传递速率，减小颗度是重要途径。
炉内流场结构与喷嘴结构及尺寸、炉膛结构及尺寸、两者间的综合结果或称匹配与工艺条件有密切关系。
一般存在射流区、回流区与管流区。
流场结构决定了每个区中可能参与化学反应的组分，也就决定了炉内的化学反应的区域模型。
气流床存在返混，停留时间分布测试表明，其流型较为趋近全混流，对高转化率的过程(例如气化过程中，碳的转化率均在95％以上)进一步提高转化率带来困难。
B 气液相反应器在气液反应系统中，气体与液体体积比变化较大，当气液比大时，一般气体为连续相，液体为分散相，此时单位液体具有较大的气液相界面；反之，液体为连续相，气体为分散相，此时单位液体具有较小的气液相界面。
依气液比大小顺序，气液反应器可区分为：喷雾塔、填料塔、膜式反应器(含降膜反应器、升膜反应器、旋转气掖膜反应器)、板式塔、搅拌釜(槽)、管式反应器、鼓池塔、气体升液式反应器等。
按气液本征化学反应快慢依次区分为如下类型：a 瞬时不可逆反应，本征反应速率比扩散速率大很多倍，反应在液膜内的某个面上完成，不是在一个区间完成；b 快反应，它比瞬时反应的速率要慢，在液膜内的某个区间中完成；c 中速反应，它比快速反应稍慢，在液膜与掖相主体中均有反应；d 慢反应，反应主要发生在液相主体中，液膜中反应极少；e 极慢反应，反应完全在液相主体中完成，气膜、液膜的传质阻力已可略而不计，过程属于反应动力学控制。
化工过程研究与开发工作者可能在两种情况下遇到气液反应，一种是用于净化、分离。
还有一种情况则是开发主体，生产某种产品，例如生工、聚合、氯化、氧化、酯化、烷基化。
羰基合成(甲醇碳基化生产醋酸)等。
通过预实验，在认识了开发对象特征后，开始构思反应器的选型。
C 管式反应器与釜式反应器上述分类中分别涉及了管式固定床反应器、膜式反应器、搅拌釜(槽)式反应器。
但两类反应器用得较广，下文再稍事说明；a管式反应器管式反应器适合于单一的气相、液相或气固相。
其几何特征是高径比较大，一般为数十倍，甚至上干上万倍。
有单管或多管并联；也有空管或充填催化剂的区别。
当空管长径比大于50，填充床高度与粒径之比大于100时(气相介质)，填充床高度与粒径之比大于200(液相介质)，物料在管内流动的流型可视为平推流。
与几何特征相对应的是该类反应器比表面积较大，适应于热负荷较大的加热或冷却系统。
对多管并联的管式反应器，流体均布是重要而困难的。
当反应介质为液相时，工程上的均布措施是：等溢流堰高度，等溢流口形状与尺寸；当反应介质为气相时，除应关注各分管具有相同的形状与尺寸外，还应保持较大的压降。
b釜式反应器几何特征是高径比较小，广泛适用于单一液相、气液相、液液两相反应系统。
通常是以机械搅拌、射流等方式实现混合，属全返混流型。
该种类型反应器不适合于要求较高转化率的过程；不适合于存在串联副反应的系统；也不适宜于存在反应级数较低的并联副反应的复杂反应体系。
为克服上述缺点，派生出多级串联釜式反应器。
釜内可设置有限的传热面，影响流型的参数有桨叶形状、几何尺寸、桨叶数目、槽釜形状及其高径比、挡板数目及宽度等，在生工、精细化工、聚合、甲醇羰基化制醋酸、反应—精馏一体化等领域和工艺中得到应用。
