苯氯化反應精餾過程自動控制系統設計與分析

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(南京工業大學自動化與電氣工程學院1，江蘇 南京 210009；南京工業大學化學與化工學院2，江蘇 南京 210009)

0 引言

反應與精餾集成技術是將化學反應和精餾分離過程集成在同一個設備內進行的一種強化過程。與傳統生產工藝相比，反應精餾技術在提高原料轉化率或目標產物選擇性、充分利用反應熱以及提高設備集成度方面具有顯著優勢。由于過程的特殊性，反應精餾過程需要在合理選擇被控變量與操作變量配對模式的基礎上，根據系統動態特性合理設計多變量控制結構。Luyben和Al-Arfaj[1-2]針對理想的四元物系可逆反應過程，設計研究了8種不同類型的多變量控制結構方案。黃孝平教授針對酯化、水解等反應精餾過程，設計了多種廠級反應精餾控制系統[3]。目前，很少有文獻對連串反應精餾體系過程的系統設計和自動控制展開研究。

本文主要對苯氯化連串反應精餾過程的動態特性和自動控制方案展開研究，設計了3種不同的控制結構方案，并對比分析這3種方案在生產負荷擾動下系統的動態性能，最后驗證了這些方案的有效性。

1 苯氯化連串反應精餾過程

連串反應是反應產物可以進一步反應生成其他產物的反應，是化學工業中常見的一類復雜反應。一個簡單的兩相不可逆連串反應可表示為A → B → C。工業反應過程中有很多反應過程都屬于連串反應，如乙烷解熱脫氫制乙烯、苯氯化制氯苯、芳烴烷基化制乙苯、異丙苯連串等反應過程。

1.1 苯氯化連串反應過程機理

苯氯化反應過程是以氯化苯為主要產物的生產過程，屬于典型的連串反應工藝。苯氯化反應流程的生產原料是苯和氯氣，產品為氯化苯和副產品二氯苯(主要是鄰二氯苯、對二氯苯)，其化學反應式如下:

(1)

(2)

Bourion[4]對以三氯化鐵為催化劑、氯氣通過鼓泡進入液相的苯氯化動力學進行了研究，得到的苯氯化動力學方程式為：

(3)

(4)

式中：r1、r2分別為一氯化和二氯化的反應速度；k1、k2分別為一氯化和二氯化的反應速度常數。

工業合成氯苯的方法是在苯的沸騰狀況下，利用苯的汽化來移出反應熱。本文采用沸騰狀況下苯氯化本征動力學模型，速率方程可以寫成式(5)～式(6)的形式：

(5)

(6)

式中：C為組分濃度；R為氣體常數；T為溫度；下標A為氯氣、B為苯、CB為氯苯、F為三氯化鐵。

本征動力學模型參數值如表1所示。

表1 本征動力學模型的參數值

表1中：A1、A2為指前因子；E1、E2為反應活化能；a、b、c、a′、b′、c′為反應級數。

苯(C6H6)、氯化苯(C6H5Cl)、二氯苯(C6H4Cl2)這3種物質的物理性質如表2所示。

表2 物質物性

苯氯化體系屬于原料和產品易分離體系，適合反應精餾集成結構。

1.2 反應精餾集成結構

苯氯化反應精餾集成過程結構如圖1所示。低沸物苯等輕組分經精餾段提純，主要由塔頂采出，經冷凝器冷凝以后，氯化氫采出進入回收裝置進行回收；高沸物氯化苯和二氯苯等重組分經由提餾段進行提餾，從塔釜進行采出。

圖1 反應精餾結構圖

苯氯化反應精餾過程的結構參數和操作參數通過年度最小生產成本的經濟優化設計得到。系統參數優化設計結果如表3所示。

穩態模擬塔內參數分布曲線如圖2所示。

表3 系統參數穩態模擬優化結果

圖2 穩態模擬塔內參數分布曲線

2 控制方案設計與分析

2.1 控制系統變量配對分析

由于反應精餾將傳統的反應和分離過程耦合在同一個設備中，系統自由度相對減少，這就給控制回路的設計帶來了難度[5]。根據工藝設計要求，反應精餾塔控制的被控變量可選為塔頂產品成分含量、塔釜產品成分含量、塔內壓力、冷凝器液位和塔釜液位等；主要的操作變量為塔頂餾出液流量、塔釜加熱量、冷卻量、回流量、塔釜采出量。在實際情況中，反應精餾塔一般只需保證單邊質量，較少采用雙邊控制。當兩端產品成分同時控制時，兩個成分控制回路之間容易產生嚴重的關聯，因此需要考慮解耦問題，否則容易導致運行的不穩定。

在氯氣進料量變化(±5%)和回流比變化(±10%)的情況下,反應精餾塔塔板溫度的變化曲線如圖3所示。圖3中，F表示氯氣進料量，RR表示回流比。

由圖3(a)可以看出,在氯氣進料量減小時塔板溫度升高，氯氣進料量增加時塔板溫度降低；塔板溫度在第1、11和12塊塔板處變化較大。由圖3(b)可以看出,回流量增加時塔板溫度升高，回流量降低時塔板溫度降低，在第11和12塊塔板處溫度變化比較大。圖3(a)和圖3(b)結果顯示，塔板11和塔板12作為靈敏板都較為合適，在本文控制方案設計過程中選取第11塊塔板為靈敏板。

圖3 塔板溫度在擾動下的變化曲線

在一定塔壓下，精餾塔的溫度與成分之間往往具有較好的對應關系，因此常常選取溫度作為間接質量指標。采用靈敏板溫度作為被控變量，能夠迅速反映產品成分的變化。當塔的操作受干擾時，靈敏板上的溫度變化較大，對擾動比較敏感[6]。因此，采用調節靈敏板上的溫度來控制產品質量，可以較快地排除擾動，從而確保產品的質量。

2.2 開環動態性能測試

反應精餾裝置是典型的多輸入多輸出對象，被控變量和操作變量之間往往呈現非單調關系，其開環體系的動態特性表現為定態多重性、自持振蕩和非線性波傳播等[7]。在反應精餾過程中，由于反應與分離能力的相互作用，反應精餾過程存在強非線性[8]、強耦合性和多穩態特性[9-10]。當系統存在嚴重的輸出多穩態而設計操作點正好處于不穩定狀態時，就會使系統開環不穩定[11-12]。因此，在苯氯化反應精餾動態模擬系統中，通過加入擾動來測試系統的開環動態響應情況。為保證動態流程模擬系統能夠維持正常穩態運行，首先設計了塔頂的壓力控制、冷凝器液位控制和塔釜再沸器液位控制3個基礎控制回路[13]。

苯氯化反應精餾過程動態開環特性響應曲線如圖4所示。在動態模擬過程中，仿真采樣時間為1 min，在系統動態模擬運行60 min后加入進料擾動與組分擾動。從圖4可以看出，增加擾動后，氯化苯的含量和靈敏板溫度都出現大幅波動，說明苯氯化連串反應精餾系統在開環動態控制方面難以符合工業生產控制要求。

圖4 動態開環特性響應曲線

2.3 過程多變量控制方案設計

在苯氯化連串反應過程中，氯化苯為主要中間產物，因此以塔釜氯化苯產品質量作為主要控制目標，主要采取提餾段指標控制的單邊質量方式[14-15]。工業反應精餾控制中常采用靈敏板溫度作為間接的質量指標[16]。

本文分別設計了3種多變量控制方案(即CS1、CS2和CS3)，這3種多變量控制方案的控制回路如表4所示。

表4 多變量控制回路描述

控制方案結構如圖5所示。圖5中，B表示塔釜出料，D表示塔頂出料。3種控制方案中均包含塔頂壓力控制、冷凝器液位控制、塔釜液位控制。其中，CS1采用進料流率單回路控制與再沸器加熱量控制靈敏板溫度相結合的形式；CS2采用塔釜成分調節進料比值控制與再沸器加熱量控制靈敏板溫度相結合的形式；CS3采用靈敏板溫度調節進料比值控制與再沸器加熱量控制塔釜質量成分相結合的形式。

圖5 3種多變量控制方案結構示意圖

3 動態控制性能分析

當3種閉環控制動態流程模擬系統平穩運行60 min后，分別加入+10%苯進料流率的擾動和+5%苯進料組分擾動，測試3種閉環系統的動態響應情況。在苯氯化反應精餾系統中，由于氯化苯為塔釜采出的主要產品，因此，主要通過分析塔釜氯化苯含量和靈敏板溫度來研究控制系統的動態響應品質。3種閉環控制的動態響應曲線如圖6所示。

圖6 3種控制結構動態響應曲線

圖6(a)和圖6(b)為增加10%苯進料流量擾動情況下的反應精餾塔塔釜氯化苯含量和靈敏板溫度的變化對比曲線。由圖6(a)和圖6(b)可以看出，在擾動增加以后，CS1塔釜成分和靈敏板溫度均出現大幅波動，超調量值比較大；CS2和CS3相同波動幅值均較小，其中塔釜組分變化曲線中CS3變化幅度最小，控制穩定時間也最短；在靈敏板溫度控制方面，CS2控制性能則優于CS3。

圖6(c)和圖6(d)為增加苯進料組分擾動(95%苯、5%氯化苯)的系統響應曲線。由圖6(c)和圖6(d)可以看出，CS1在增加組分擾動后塔釜氯化苯含量和靈敏板溫度都出現大幅震蕩，控制性能較差；CS2和CS3在塔釜組分控制方面都比較好；在靈敏板溫度控制方面，CS2在600 min后溫度出現小幅的震動，控制性能遜于CS3。

通過分析比較3種控制結構在兩種擾動下的對比分析曲線可以看出，采用單獨的靈敏板溫度控制很難克服系統的各種擾動，控制性能不理想。CS2和CS3能夠克服系統的兩種擾動，然而CS2在擾動出現時主要目標產物(塔釜氯化苯)的含量波動比較大。針對組分擾動，CS2在靈敏板溫度方面控制效果不夠理想，CS3在各種擾動下控制效果均比較好。CS3采用以苯進料流量為主變量、氯氣進料流量為從變量的靈敏板溫度調節比例控制器的變比值控制。CS3和再沸器加熱量控制塔釜質量控制相結合，對苯氯化反應精餾過程具有較好的控制作用。

4 結束語

反應精餾過程具有很強的非線性和耦合特性，閉環系統操作可行區域較窄，對于大擾動很容易引起反應與分離動態失調，造成系統不穩定或偏離理想工況問題。

本文在對苯氯化反應精餾體系建立合理的穩態模擬系統的基礎上，依據系統的開環動態特性進行分析，主要采用傳統控制策略設計了3種不同類型的多變量控制方案。

通過對比分析3種控制方案對進料流量和組分擾動閉環系統的動態響應性能可知，CS3控制方案對苯氯化連串反應精餾系統具有良好的控制效果，能迅速克服系統的擾動，且響應快、控制性能好，可以為工業生產控制系統的設計提供參考。后續工作將進一步研究系統動態優化與模型預測控制算法相結合的分級優化方法，實現集成過程反應與分離能力的動態協同調控，充分發揮系統集成優勢。

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