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(南京工業(yè)大學(xué)自動化與電氣工程學(xué)院1，江蘇 南京 210009；南京工業(yè)大學(xué)化學(xué)與化工學(xué)院2，江蘇 南京 210009)

0 引言

反應(yīng)與精餾集成技術(shù)是將化學(xué)反應(yīng)和精餾分離過程集成在同一個設(shè)備內(nèi)進(jìn)行的一種強(qiáng)化過程。與傳統(tǒng)生產(chǎn)工藝相比，反應(yīng)精餾技術(shù)在提高原料轉(zhuǎn)化率或目標(biāo)產(chǎn)物選擇性、充分利用反應(yīng)熱以及提高設(shè)備集成度方面具有顯著優(yōu)勢。由于過程的特殊性，反應(yīng)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(chǔ)上，根據(jù)系統(tǒng)動態(tài)特性合理設(shè)計多變量控制結(jié)構(gòu)。Luyben和Al-Arfaj[1-2]針對理想的四元物系可逆反應(yīng)過程，設(shè)計研究了8種不同類型的多變量控制結(jié)構(gòu)方案。黃孝平教授針對酯化、水解等反應(yīng)精餾過程，設(shè)計了多種廠級反應(yīng)精餾控制系統(tǒng)[3]。目前，很少有文獻(xiàn)對連串反應(yīng)精餾體系過程的系統(tǒng)設(shè)計和自動控制展開研究。

本文主要對苯氯化連串反應(yīng)精餾過程的動態(tài)特性和自動控制方案展開研究，設(shè)計了3種不同的控制結(jié)構(gòu)方案，并對比分析這3種方案在生產(chǎn)負(fù)荷擾動下系統(tǒng)的動態(tài)性能，最后驗證了這些方案的有效性。

1 苯氯化連串反應(yīng)精餾過程

連串反應(yīng)是反應(yīng)產(chǎn)物可以進(jìn)一步反應(yīng)生成其他產(chǎn)物的反應(yīng)，是化學(xué)工業(yè)中常見的一類復(fù)雜反應(yīng)。一個簡單的兩相不可逆連串反應(yīng)可表示為A → B → C。工業(yè)反應(yīng)過程中有很多反應(yīng)過程都屬于連串反應(yīng)，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(yīng)過程。

1.1 苯氯化連串反應(yīng)過程機(jī)理

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

(1)

(2)

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

(3)

(4)

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

工業(yè)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(yīng)熱。本文采用沸騰狀況下苯氯化本征動力學(xué)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(shù)；T為溫度；下標(biāo)A為氯氣、B為苯、CB為氯苯、F為三氯化鐵。

本征動力學(xué)模型參數(shù)值如表1所示。

表1 本征動力學(xué)模型的參數(shù)值

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

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

表2 物質(zhì)物性

苯氯化體系屬于原料和產(chǎn)品易分離體系，適合反應(yīng)精餾集成結(jié)構(gòu)。

1.2 反應(yīng)精餾集成結(jié)構(gòu)

苯氯化反應(yīng)精餾集成過程結(jié)構(gòu)如圖1所示。低沸物苯等輕組分經(jīng)精餾段提純，主要由塔頂采出，經(jīng)冷凝器冷凝以后，氯化氫采出進(jìn)入回收裝置進(jìn)行回收；高沸物氯化苯和二氯苯等重組分經(jīng)由提餾段進(jìn)行提餾，從塔釜進(jìn)行采出。

圖1 反應(yīng)精餾結(jié)構(gòu)圖

苯氯化反應(yīng)精餾過程的結(jié)構(gòu)參數(shù)和操作參數(shù)通過年度最小生產(chǎn)成本的經(jīng)濟(jì)優(yōu)化設(shè)計得到。系統(tǒng)參數(shù)優(yōu)化設(shè)計結(jié)果如表3所示。

穩(wěn)態(tài)模擬塔內(nèi)參數(shù)分布曲線如圖2所示。

表3 系統(tǒng)參數(shù)穩(wěn)態(tài)模擬優(yōu)化結(jié)果

圖2 穩(wěn)態(tài)模擬塔內(nèi)參數(shù)分布曲線

2 控制方案設(shè)計與分析

2.1 控制系統(tǒng)變量配對分析

由于反應(yīng)精餾將傳統(tǒng)的反應(yīng)和分離過程耦合在同一個設(shè)備中，系統(tǒng)自由度相對減少，這就給控制回路的設(shè)計帶來了難度[5]。根據(jù)工藝設(shè)計要求，反應(yīng)精餾塔控制的被控變量可選為塔頂產(chǎn)品成分含量、塔釜產(chǎn)品成分含量、塔內(nèi)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(yīng)精餾塔一般只需保證單邊質(zhì)量，較少采用雙邊控制。當(dāng)兩端產(chǎn)品成分同時控制時，兩個成分控制回路之間容易產(chǎn)生嚴(yán)重的關(guān)聯(lián)，因此需要考慮解耦問題，否則容易導(dǎo)致運行的不穩(wěn)定。

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

由圖3(a)可以看出,在氯氣進(jìn)料量減小時塔板溫度升高，氯氣進(jìn)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(jié)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(shè)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(yīng)關(guān)系，因此常常選取溫度作為間接質(zhì)量指標(biāo)。采用靈敏板溫度作為被控變量，能夠迅速反映產(chǎn)品成分的變化。當(dāng)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(diào)節(jié)靈敏板上的溫度來控制產(chǎn)品質(zhì)量，可以較快地排除擾動，從而確保產(chǎn)品的質(zhì)量。

2.2 開環(huán)動態(tài)性能測試

反應(yīng)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(xiàn)非單調(diào)關(guān)系，其開環(huán)體系的動態(tài)特性表現(xiàn)為定態(tài)多重性、自持振蕩和非線性波傳播等[7]。在反應(yīng)精餾過程中，由于反應(yīng)與分離能力的相互作用，反應(yīng)精餾過程存在強(qiáng)非線性[8]、強(qiáng)耦合性和多穩(wěn)態(tài)特性[9-10]。當(dāng)系統(tǒng)存在嚴(yán)重的輸出多穩(wěn)態(tài)而設(shè)計操作點正好處于不穩(wěn)定狀態(tài)時，就會使系統(tǒng)開環(huán)不穩(wěn)定[11-12]。因此，在苯氯化反應(yīng)精餾動態(tài)模擬系統(tǒng)中，通過加入擾動來測試系統(tǒng)的開環(huán)動態(tài)響應(yīng)情況。為保證動態(tài)流程模擬系統(tǒng)能夠維持正常穩(wěn)態(tài)運行，首先設(shè)計了塔頂?shù)膲毫刂啤⒗淠饕何豢刂坪退俜衅饕何豢刂?個基礎(chǔ)控制回路[13]。

苯氯化反應(yīng)精餾過程動態(tài)開環(huán)特性響應(yīng)曲線如圖4所示。在動態(tài)模擬過程中，仿真采樣時間為1 min，在系統(tǒng)動態(tài)模擬運行60 min后加入進(jìn)料擾動與組分?jǐn)_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(xiàn)大幅波動，說明苯氯化連串反應(yīng)精餾系統(tǒng)在開環(huán)動態(tài)控制方面難以符合工業(yè)生產(chǎn)控制要求。

圖4 動態(tài)開環(huán)特性響應(yīng)曲線

2.3 過程多變量控制方案設(shè)計

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

本文分別設(shè)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(jié)構(gòu)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(jìn)料流率單回路控制與再沸器加熱量控制靈敏板溫度相結(jié)合的形式；CS2采用塔釜成分調(diào)節(jié)進(jìn)料比值控制與再沸器加熱量控制靈敏板溫度相結(jié)合的形式；CS3采用靈敏板溫度調(diào)節(jié)進(jìn)料比值控制與再沸器加熱量控制塔釜質(zhì)量成分相結(jié)合的形式。

圖5 3種多變量控制方案結(jié)構(gòu)示意圖

3 動態(tài)控制性能分析

當(dāng)3種閉環(huán)控制動態(tài)流程模擬系統(tǒng)平穩(wěn)運行60 min后，分別加入+10%苯進(jìn)料流率的擾動和+5%苯進(jìn)料組分?jǐn)_動，測試3種閉環(huán)系統(tǒng)的動態(tài)響應(yīng)情況。在苯氯化反應(yīng)精餾系統(tǒng)中，由于氯化苯為塔釜采出的主要產(chǎn)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(tǒng)的動態(tài)響應(yīng)品質(zhì)。3種閉環(huán)控制的動態(tài)響應(yīng)曲線如圖6所示。

圖6 3種控制結(jié)構(gòu)動態(tài)響應(yīng)曲線

圖6(a)和圖6(b)為增加10%苯進(jìn)料流量擾動情況下的反應(yīng)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(xiàn)大幅波動，超調(diào)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(wěn)定時間也最短；在靈敏板溫度控制方面，CS2控制性能則優(yōu)于CS3。

圖6(c)和圖6(d)為增加苯進(jìn)料組分?jǐn)_動(95%苯、5%氯化苯)的系統(tǒng)響應(yīng)曲線。由圖6(c)和圖6(d)可以看出，CS1在增加組分?jǐn)_動后塔釜氯化苯含量和靈敏板溫度都出現(xiàn)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(xiàn)小幅的震動，控制性能遜于CS3。

通過分析比較3種控制結(jié)構(gòu)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(tǒng)的各種擾動，控制性能不理想。CS2和CS3能夠克服系統(tǒng)的兩種擾動，然而CS2在擾動出現(xiàn)時主要目標(biāo)產(chǎn)物(塔釜氯化苯)的含量波動比較大。針對組分?jǐn)_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(jìn)料流量為主變量、氯氣進(jìn)料流量為從變量的靈敏板溫度調(diào)節(jié)比例控制器的變比值控制。CS3和再沸器加熱量控制塔釜質(zhì)量控制相結(jié)合，對苯氯化反應(yīng)精餾過程具有較好的控制作用。

4 結(jié)束語

反應(yīng)精餾過程具有很強(qiáng)的非線性和耦合特性，閉環(huán)系統(tǒng)操作可行區(qū)域較窄，對于大擾動很容易引起反應(yīng)與分離動態(tài)失調(diào)，造成系統(tǒng)不穩(wěn)定或偏離理想工況問題。

本文在對苯氯化反應(yīng)精餾體系建立合理的穩(wěn)態(tài)模擬系統(tǒng)的基礎(chǔ)上，依據(jù)系統(tǒng)的開環(huán)動態(tài)特性進(jìn)行分析，主要采用傳統(tǒng)控制策略設(shè)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(jìn)料流量和組分?jǐn)_動閉環(huán)系統(tǒng)的動態(tài)響應(yīng)性能可知，CS3控制方案對苯氯化連串反應(yīng)精餾系統(tǒng)具有良好的控制效果，能迅速克服系統(tǒng)的擾動，且響應(yīng)快、控制性能好，可以為工業(yè)生產(chǎn)控制系統(tǒng)的設(shè)計提供參考。后續(xù)工作將進(jìn)一步研究系統(tǒng)動態(tài)優(yōu)化與模型預(yù)測控制算法相結(jié)合的分級優(yōu)化方法，實現(xiàn)集成過程反應(yīng)與分離能力的動態(tài)協(xié)同調(diào)控，充分發(fā)揮系統(tǒng)集成優(yōu)勢。

[1] Arfaj M,Luyben W L.Comparison of alternative control structures for an ideal two-product reactive distillation column[J].Industrial & Engineering Chemistry Research,2000,39(9):3298-3307.

[2] Kaymak D B,Luyben W L.Comparison of two types of two-temperature control structures for reactive distillation columns[J].Industrial & Engineering Chemistry Fundamentals,2005,44(13):4625-4640.

[3] Lee H Y,Lee Y C,Chien I L,et al.Design and control of a heat-integrated reactive distillation system for the hydrolysis of methyl acetate[J].Industrial & Engineering Chemistry Research Fundamentals,2010,49(16):7398-7411.

[4] Berg H V,Westerink R M.The role of water in iron thrichloride-catalyzed chlorination of benzene[J].Industrial & Engineering Chemistry Research Fundementals,1976,15(3):164-171.

[5] Arfaj M A,Luyben W L.Design and control of an olefin metathesis reactive distillation column[J].Chemical Engineering Science,2002,57(5):715-733.

[6] Wang S J,Lee H Y,Ho J H,et al.Plantwide design of ideal reactive distillation processes with thermal coupling[J].Industrial & Engineering Chemistry Research,2010,49(7):3262-3274.

[7] Kienle A,Marquardt W.Nonlinear dynamics and control of reactive distillation processes[J].Reactive Distillation:Status and Future Directions,2003,24(6):241-281.

[8] Olanrewaju M J,Arfaj M A.Development and application of linear process model in estimation and control of reactive distillation[J].Computers & Chemical Engineering,2005,30(1):147-157.

[9 ] Pavan M V,Kaistha N.Steady-state multiplicity and its implications on the control of an ideal reactive distillation column[J].Industrial & Engineering Chemistry Research,2008,47(8):2778-2787.

[10]Lin Y D,Huang H P,Yu C C.Relay feedback tests for highly nonlinear processes: reactive distillation[J].Industrial & Engineering Chemistry Research,2006,45(12):4081-4092.

[11]Lee H Y,Huang H P,Chien I.Control of reactive distillation process for production of ethyl acetate[J].Journal of Process Control,2007,17(4):363-377.

[12]Arfaj M A,Luyben W L.Comparative control study of ideal and methyl acetate reactive distillation[J].Chemical Engineering Science,2002,57(24):5039-5050.

[13]Luyben W L,Yu C C.Reactive distillation design and control[M].New Jersey:John Wiley & Sons Inc,2008.

[14]Kaymak D B,Luyben W L.Optimum design of a column/side reactor process[J].Industrial & Engineering Chemistry Research,2007,46(15):5175-5185.

[15]Cheng J K,Lee H Y,Huang H P,et al.Optimal steady-state design of reactive distillation processes using simulated annealing[J].Journal of the Taiwan Institute of Chemical Engineers,2009,40(2):188-196.

[16]Lai I,Hung S B,Hung W J,et al.Design and control of reactive distillation for ethyl and isopropyl acetates production with azeotropic feeds[J].Chemical Engineering Science,2007,62(3):878-898.