苯氯化反应精馏过程自动控制系统设计与分析

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(南京工业大学自动化与电气工程学院1，江苏 南京 210009；南京工业大学化学与化工学院2，江苏 南京 210009)

0 引言

反应与精馏集成技术是将化学反应和精馏分离过程集成在同一个设备内进行的一种强化过程。与传统生产工艺相比，反应精馏技术在提高原料转化率或目标产物选择性、充分利用反应热以及提高设备集成度方面具有显著优势。由于过程的特殊性，反应精馏过程需要在合理选择被控变量与操作变量配对模式的基础上，根据系统动态特性合理设计多变量控制结构。Luyben和Al-Arfaj[1-2]针对理想的四元物系可逆反应过程，设计研究了8种不同类型的多变量控制结构方案。黄孝平教授针对酯化、水解等反应精馏过程，设计了多种厂级反应精馏控制系统[3]。目前，很少有文献对连串反应精馏体系过程的系统设计和自动控制展开研究。

本文主要对苯氯化连串反应精馏过程的动态特性和自动控制方案展开研究，设计了3种不同的控制结构方案，并对比分析这3种方案在生产负荷扰动下系统的动态性能，最后验证了这些方案的有效性。

1 苯氯化连串反应精馏过程

连串反应是反应产物可以进一步反应生成其他产物的反应，是化学工业中常见的一类复杂反应。一个简单的两相不可逆连串反应可表示为A → B → C。工业反应过程中有很多反应过程都属于连串反应，如乙烷解热脱氢制乙烯、苯氯化制氯苯、芳烃烷基化制乙苯、异丙苯连串等反应过程。

1.1 苯氯化连串反应过程机理

苯氯化反应过程是以氯化苯为主要产物的生产过程，属于典型的连串反应工艺。苯氯化反应流程的生产原料是苯和氯气，产品为氯化苯和副产品二氯苯(主要是邻二氯苯、对二氯苯)，其化学反应式如下:

(1)

(2)

Bourion[4]对以三氯化铁为催化剂、氯气通过鼓泡进入液相的苯氯化动力学进行了研究，得到的苯氯化动力学方程式为：

(3)

(4)

式中：r1、r2分别为一氯化和二氯化的反应速度；k1、k2分别为一氯化和二氯化的反应速度常数。

工业合成氯苯的方法是在苯的沸腾状况下，利用苯的汽化来移出反应热。本文采用沸腾状况下苯氯化本征动力学模型，速率方程可以写成式(5)～式(6)的形式：

(5)

(6)

式中：C为组分浓度；R为气体常数；T为温度；下标A为氯气、B为苯、CB为氯苯、F为三氯化铁。

本征动力学模型参数值如表1所示。

表1 本征动力学模型的参数值

表1中：A1、A2为指前因子；E1、E2为反应活化能；a、b、c、a′、b′、c′为反应级数。

苯(C6H6)、氯化苯(C6H5Cl)、二氯苯(C6H4Cl2)这3种物质的物理性质如表2所示。

表2 物质物性

苯氯化体系属于原料和产品易分离体系，适合反应精馏集成结构。

1.2 反应精馏集成结构

苯氯化反应精馏集成过程结构如图1所示。低沸物苯等轻组分经精馏段提纯，主要由塔顶采出，经冷凝器冷凝以后，氯化氢采出进入回收装置进行回收；高沸物氯化苯和二氯苯等重组分经由提馏段进行提馏，从塔釜进行采出。

图1 反应精馏结构图

苯氯化反应精馏过程的结构参数和操作参数通过年度最小生产成本的经济优化设计得到。系统参数优化设计结果如表3所示。

稳态模拟塔内参数分布曲线如图2所示。

表3 系统参数稳态模拟优化结果

图2 稳态模拟塔内参数分布曲线

2 控制方案设计与分析

2.1 控制系统变量配对分析

由于反应精馏将传统的反应和分离过程耦合在同一个设备中，系统自由度相对减少，这就给控制回路的设计带来了难度[5]。根据工艺设计要求，反应精馏塔控制的被控变量可选为塔顶产品成分含量、塔釜产品成分含量、塔内压力、冷凝器液位和塔釜液位等；主要的操作变量为塔顶馏出液流量、塔釜加热量、冷却量、回流量、塔釜采出量。在实际情况中，反应精馏塔一般只需保证单边质量，较少采用双边控制。当两端产品成分同时控制时，两个成分控制回路之间容易产生严重的关联，因此需要考虑解耦问题，否则容易导致运行的不稳定。

在氯气进料量变化(±5%)和回流比变化(±10%)的情况下,反应精馏塔塔板温度的变化曲线如图3所示。图3中，F表示氯气进料量，RR表示回流比。

由图3(a)可以看出,在氯气进料量减小时塔板温度升高，氯气进料量增加时塔板温度降低；塔板温度在第1、11和12块塔板处变化较大。由图3(b)可以看出,回流量增加时塔板温度升高，回流量降低时塔板温度降低，在第11和12块塔板处温度变化比较大。图3(a)和图3(b)结果显示，塔板11和塔板12作为灵敏板都较为合适，在本文控制方案设计过程中选取第11块塔板为灵敏板。

图3 塔板温度在扰动下的变化曲线

在一定塔压下，精馏塔的温度与成分之间往往具有较好的对应关系，因此常常选取温度作为间接质量指标。采用灵敏板温度作为被控变量，能够迅速反映产品成分的变化。当塔的操作受干扰时，灵敏板上的温度变化较大，对扰动比较敏感[6]。因此，采用调节灵敏板上的温度来控制产品质量，可以较快地排除扰动，从而确保产品的质量。

2.2 开环动态性能测试

反应精馏装置是典型的多输入多输出对象，被控变量和操作变量之间往往呈现非单调关系，其开环体系的动态特性表现为定态多重性、自持振荡和非线性波传播等[7]。在反应精馏过程中，由于反应与分离能力的相互作用，反应精馏过程存在强非线性[8]、强耦合性和多稳态特性[9-10]。当系统存在严重的输出多稳态而设计操作点正好处于不稳定状态时，就会使系统开环不稳定[11-12]。因此，在苯氯化反应精馏动态模拟系统中，通过加入扰动来测试系统的开环动态响应情况。为保证动态流程模拟系统能够维持正常稳态运行，首先设计了塔顶的压力控制、冷凝器液位控制和塔釜再沸器液位控制3个基础控制回路[13]。

苯氯化反应精馏过程动态开环特性响应曲线如图4所示。在动态模拟过程中，仿真采样时间为1 min，在系统动态模拟运行60 min后加入进料扰动与组分扰动。从图4可以看出，增加扰动后，氯化苯的含量和灵敏板温度都出现大幅波动，说明苯氯化连串反应精馏系统在开环动态控制方面难以符合工业生产控制要求。

图4 动态开环特性响应曲线

2.3 过程多变量控制方案设计

在苯氯化连串反应过程中，氯化苯为主要中间产物，因此以塔釜氯化苯产品质量作为主要控制目标，主要采取提馏段指标控制的单边质量方式[14-15]。工业反应精馏控制中常采用灵敏板温度作为间接的质量指标[16]。

本文分别设计了3种多变量控制方案(即CS1、CS2和CS3)，这3种多变量控制方案的控制回路如表4所示。

表4 多变量控制回路描述

控制方案结构如图5所示。图5中，B表示塔釜出料，D表示塔顶出料。3种控制方案中均包含塔顶压力控制、冷凝器液位控制、塔釜液位控制。其中，CS1采用进料流率单回路控制与再沸器加热量控制灵敏板温度相结合的形式；CS2采用塔釜成分调节进料比值控制与再沸器加热量控制灵敏板温度相结合的形式；CS3采用灵敏板温度调节进料比值控制与再沸器加热量控制塔釜质量成分相结合的形式。

图5 3种多变量控制方案结构示意图

3 动态控制性能分析

当3种闭环控制动态流程模拟系统平稳运行60 min后，分别加入+10%苯进料流率的扰动和+5%苯进料组分扰动，测试3种闭环系统的动态响应情况。在苯氯化反应精馏系统中，由于氯化苯为塔釜采出的主要产品，因此，主要通过分析塔釜氯化苯含量和灵敏板温度来研究控制系统的动态响应品质。3种闭环控制的动态响应曲线如图6所示。

图6 3种控制结构动态响应曲线

图6(a)和图6(b)为增加10%苯进料流量扰动情况下的反应精馏塔塔釜氯化苯含量和灵敏板温度的变化对比曲线。由图6(a)和图6(b)可以看出，在扰动增加以后，CS1塔釜成分和灵敏板温度均出现大幅波动，超调量值比较大；CS2和CS3相同波动幅值均较小，其中塔釜组分变化曲线中CS3变化幅度最小，控制稳定时间也最短；在灵敏板温度控制方面，CS2控制性能则优于CS3。

图6(c)和图6(d)为增加苯进料组分扰动(95%苯、5%氯化苯)的系统响应曲线。由图6(c)和图6(d)可以看出，CS1在增加组分扰动后塔釜氯化苯含量和灵敏板温度都出现大幅震荡，控制性能较差；CS2和CS3在塔釜组分控制方面都比较好；在灵敏板温度控制方面，CS2在600 min后温度出现小幅的震动，控制性能逊于CS3。

通过分析比较3种控制结构在两种扰动下的对比分析曲线可以看出，采用单独的灵敏板温度控制很难克服系统的各种扰动，控制性能不理想。CS2和CS3能够克服系统的两种扰动，然而CS2在扰动出现时主要目标产物(塔釜氯化苯)的含量波动比较大。针对组分扰动，CS2在灵敏板温度方面控制效果不够理想，CS3在各种扰动下控制效果均比较好。CS3采用以苯进料流量为主变量、氯气进料流量为从变量的灵敏板温度调节比例控制器的变比值控制。CS3和再沸器加热量控制塔釜质量控制相结合，对苯氯化反应精馏过程具有较好的控制作用。

4 结束语

反应精馏过程具有很强的非线性和耦合特性，闭环系统操作可行区域较窄，对于大扰动很容易引起反应与分离动态失调，造成系统不稳定或偏离理想工况问题。

本文在对苯氯化反应精馏体系建立合理的稳态模拟系统的基础上，依据系统的开环动态特性进行分析，主要采用传统控制策略设计了3种不同类型的多变量控制方案。

通过对比分析3种控制方案对进料流量和组分扰动闭环系统的动态响应性能可知，CS3控制方案对苯氯化连串反应精馏系统具有良好的控制效果，能迅速克服系统的扰动，且响应快、控制性能好，可以为工业生产控制系统的设计提供参考。后续工作将进一步研究系统动态优化与模型预测控制算法相结合的分级优化方法，实现集成过程反应与分离能力的动态协同调控，充分发挥系统集成优势。

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