CN1060490A - 催化裂化反应深度的观测与控制方法 - Google Patents

Abstract

对于催化裂化提升管式反应器，用单位进料在反 应时所需的热量(称反应热)来衡量反应深度；用基于 动态模型的观测器实现反应热和催化剂循环量的在 线实时计算；并以观测计算结果为依据，应用具有状 态反馈的单值预估控制技术，实现反应热的动态优化 闭环控制，使反应深度稳定地控制在预期值上，从而 使反应器及其有关部分的操作更平稳，目的产品的产 率得到提高。利用观测所得催化剂循环量和反应热， 可导出很多工艺指标的在线计算结果，从而实现进一 步的先进控制。

Description

本发明涉及管式化学反应器反应深度的观测与控制方法，属于化学反应器的控制。对催化裂化提升管反应器的反应深度提出了一种在线实时衡量方法，在此基础上，实现了一种反应深度的闭环控制。

现有技术都以反应温度的自动控制为主，辅以进料温度和流量的控制或其他可能的控制（参见Advanced  Process  Control  Handbook（Ⅳ）;1986-1989，H.P.），苏联的пиBOBAPOB曾提出用热效应来衡量反应深度，他考查了床层式反应器的进出口温度对反应深度的影响，但未考虑催化剂循环量和其他因素的影响，也未进行控制（参见нефтепер.и  нефтехнмня  No.4  5-6  1981）.STONE  WEBSTER  INC.考虑了催化剂循环量对反应深度的影响，在反应温度控制的基础上，设计了维持循环量一定的控制系统，循环量用再生器热平衡计算，调整进料温度用的常规比例积分调节器的给定值，维持循环量一定。

现有技术的不足之处是没有在线实时衡量反应深度的方法，反应温度只是影响反应深度的一个因素，在实际操作中还有很多影响反应深度的因素在变化，广泛采用的反应温度控制既使能维持反应温度不变，也不能维持反应深度在期望值，STONE  WEBSTER虽然考虑了催化剂循环量的影响，仍未给出衡量反应深度的方法，且用再生器稳态热平衡计算催化剂循环量和所用的控制方法都响应很慢，不能满足实时要求。

本发明的目的是给出一个在动态情况下衡量反应深度的标志，以此为依据，实现反应深度的动态优化控制。

本发明考虑到影响反应深度的因素进料流量、进料温度、反应温度、催化剂温度和循环量，根据化学反应机理提出用反应热作为实时衡量反应深度的标志（催化裂化为吸热反应，故称单位进料在反应过程中所需的热量为反应热）。反应热是不可直接测量的，影响反应热的催化剂循环量也没有在线实时测量方法，为了随时给出反应热的变化信息，本发明构造了一种不可测变量的观测器，及时地给出了催化剂循环量和反应热，为反应深度的准确控制提供了基础，实现以反应热为被控变量的闭环控制系统和基于状态方程的、具用状态反馈的单值预估控制系统;利用催化剂循环量和反应热，可以计算出剂油比、催化碳、再生催化剂含焦量、待生催化剂含焦量、生焦量和烧焦量、再生器各段氧含量和含焦量，进一步实现了这些工艺指标的在线计算和控制。

一、反应深度的观测

为在线观测反应热，本发明给出了下述反应器模型：

（1）

其中：C-单位长度内物料和器壁的热容;T-温度;t-时间;z-反应器长度;Hr-反应热;Hb-热损失;

a＝So  Go+S1  G1+S2  G2

So，Go-反应物比热及重量流量，S1，G1-蒸汽比热及重量流量，

S2，G2-催化剂比热及催化剂循环量。

为简化计算，可按实际反应器尺寸、测点、温度和物料的分布，将其按长度分段处理;在每段内，假设温度、重度、截面积、流量都是不变的;若共分为N段，则第i段可用下述模型表示（i＝0表示进反应器前）：

Ci (dTi)/(dt) +Hoi-Hbi＝Goi Hri（2）

其中：Ci-第i段物料和器壁的热容;Hbi-热损失;Hri-第i段反应热;

$\mathrm{Hoi}={\∫}_{n-1}^n\mathrm{adt}$ （第i段物料出进热焓差）

Ti和Ti-1-分别为第i段出、入口温度。

总的反应热是：

$\mathrm{Hr}=\underset{i=1}{\overset{n}{\mathrm{\Σ}}}\mathrm{Hri}\left(3\right)$

对（2）式离散化，并忽略热损失，得下述方程：

Ti（k+1）＝Fi（k）+Ts  Goi（k）Hri（k）  （4）

其中：Fi（k）＝Ti（k）-Hoi（k）Ts/Ci＝F[Ti-1（k），Ti（k），Goi（k），G1i（k），G2i（k）]

Ts为采样周期，k表示第k个采样时刻的值;Ti-1（k），Ti（k），Goi（k），G1i（k），G2i（k）都是可测的，（催化剂循环量是不可测的，其测定方法将在下面说明）因此，Fi（k）也是可测的。

对于这一非线性系统，可构造下述反应热的观测算法：

Hri（k+1）＝（1-γ）Hri（k）+γ〔Ti（k+1）-Fi（k）〕/（Ts  Goi）  （5）

其中：0＜γ≤1是可调参数（γ＝0.5～0.8较佳）。

由（5）式计算所得反应热将逐步逼近其真实值，γ越大逼近越快，但可能有较大的噪声，因此，需根据实际情况调整γ。

二、催化剂循环量的观测与计算

对催化裂化装置，为观测反应热，必须先有催化剂循环量的信息，现有技术均用再生器稳态热平衡关系计算催化剂循环量，其结果不能反映循环量随时的变化。本发明给出了以下两种在动态情况下计算循环量的方法：

1.根据再生器的动态数学模型计算催化剂循环量：

$\underset{i=1}{\overset{n}{\mathrm{\Σ}}}\mathrm{Cgi}\frac{\mathrm{dTgi}}{\mathrm{dt}}=\mathrm{Qb}-\mathrm{Qa}-\mathrm{Qc}-\mathrm{Qe}-\mathrm{Qj}---\left(6\right)$

其中：i＝1，2，…，n;n-再生器的段数;

Cgi-再生器第i段热容，Tgi-再生器第i段温度;

Qb＝Rob  Hoc为烧焦产生的热量，

Rob-烧焦时耗氧速率，可按下式计算：

Vrg (dOfg)/(dt) ＝Ra（0.21-Ofg）-Rob

将此式离散化，得：

Ofg（k+1）＝Ofg（k）+〔Ra（k）（0.21-Ofg（k））-Rob（k）〕Ts/Vrg

其中Ofg，Ra均可实测得到，故可象（5）式一样给出Rob的观测计算方法：

Rob（k）＝（1-γ）Rob（k-1）+γ〔Ra（k）（0.21-Ofg（k））-Vrg（Ofg（k）-Ofg（k-1））/Ts〕  （7）

Ra-空气流量，Ofg-再生烟气氧含量，Vrg-再生器体积;Hoc-烧焦时每消耗一个单位氧所产生的热量;

Qa＝Sa  Ra（Tfg-Ta）为空气带走的热量，

Ta-空气进再生器的温度，Tfg-烟气温度，Sa-空气比热;Qc＝S2  G2（Trg-Trgo）为催化剂带走的热量，（8）

Trg-再生催化剂温度，Trgo-进再生器的待生催化剂温度;

Qe-再生器散失的热量;Qf-由再生器取出的热量。

在（6）式中，只有催化剂循环量G2是未知的，其他均为已知参数或可测变量。因此，可象（4）（5）式一样构造催化剂循环量的观测器。首先将（6）式离散化，可写成：

$\mathrm{Qc}\left(K\right)=S2G2\left(K\right)(\mathrm{Trg}\left(K\right)-\mathrm{Trgo}\left(K\right))$ $=\mathrm{Qb}\left(K\right)-Q_a\left(K\right)-\mathrm{Qe}\left(K\right)-\mathrm{Qf}\left(K\right)-\underset{i=1}{\overset{n}{\mathrm{\Σ}}}\mathrm{Cgi}(\mathrm{Trgi}(K+1)-\mathrm{Trgi}\left(K\right))/\mathrm{Ts}$

可构造下述观测器算法：

G2（k+1）＝（1-γ）G2（k）+γQc（k）/〔S2（Trg（k）-Trgo（k））〕  （9）

2.根据催化剂流动特性计算催化剂循环量：

$G2=\frac{K1\mathrm{\μ}\sqrt{\mathrm{\ΔP}}}{\sqrt{1+{K1}^2{\mathrm{\μ}}^2{K}^2}}---\left(10\right)$

其中：μ为再生滑（塞）阀开度;△P为滑阀两端静压差，可按反再压力、催化剂藏量及设备尺寸计算;k1，k2分别为阀门和管路系数，取决于阀的尺寸和结构、管路的尺寸和特性，实用的方法是用第一种方法计算出的循环量，在测量得到μ，△P的基础上，按（10）式确定k1、k2，实际使用时则用第二种方法。

三、单值预估控制与反应深度的闭环控制

利用观测得到的反应热作为被控变量，可构成一个反应深度闭环控制系统。为使控制效果更好，可采用预估控制（PC）技术。已有的实用预估控制技术均为基于实测阶跃或脉冲响应的多值预估控制，占用计算机的内存和计算时间较多，对干扰的抑制能力不理想，本发明提出一种基于状态空间模型的、具有状态反馈的单值预估控制策略，在占用计算机内存和计算量以及对干扰的抑制方面均有明显改善。

设被控对象的状态空间模型是：

X（k+1）＝AX（k）+BU（k）  （11a）

Y（k）＝CX（k）  （11b）

X∈Rⁿ;U∈R^m;Y∈R^m.

本发明给出下述具有状态反馈性质的单值预估控制策略：

$\mathrm{\ΔU}\left(k\right)=F^{-1}\left(p\right)\{\mathrm{Ys}\left(k\right)-Y\left(k\right)-{\mathrm{CA}}^P[X\left(k\right)-X(k-p)]$ $-\underset{i=1}{\overset{p}{\mathrm{\Σ}}}[F\left(p\right)-F\left(i\right)]\mathrm{\ΔU}(k-i)\}$

其中： $F\left(p\right)=\underset{i=1}{\overset{P}{\mathrm{\Σ}}}\mathrm{CAi}-1B$ 为阶跃响应系数;

△U（k）＝U（k）-U（k-1）为每步的控制作用增量;

X（k）和X（k-p）为实测状态变量;

p为预估步数，是在阶跃输入后，被控对象输出响应达到其稳态值的25～50%时相应的采样周期数。

四、工艺指标计算

由反应热、循环量可计算出剂油比ε，汽剂比η，催化碳Cc和待生催化剂含焦量Cs：

ε＝G2/Go;（13）

η＝Gs/G2  Gs为汽提蒸汽流量;（14）

Cc＝Go  Hr/（G2  Hc）Hc为生焦热;

Cs＝Cc+kCo  Go/G2  Co为原料含碳，k为汽提系数。

在循环量已知的情况下，由（6）式给出的再生器动态模型，可以计算得到再生器各段耗氧速率，氧含量，烧焦量和再生催化剂含焦量;由再生和待生催化剂的含焦量可以得到生焦量和烧焦量。利用这些计算结果可对催化裂化反应过程进行更好的控制，例如汽剂比控制，再生器负荷与再生催化剂含焦量的控制。

所有观测计算，可用计算机实现，在屏幕上显示出来，或经数字/模拟转换器在常规仪表或记录仪上显示记录。观测计算也可以用具有计算功能的常规工业仪表实现。

五、实施例

例1：对于催化裂化提升管反应器，附图1给出了一种实现反应深度动态优化控制的方案-反应热预估（PC）或比例积分（PI）与反应温度比例积分（PI）串级控制。

附图1由下列单元组成：给定（优化）器（1）;滤波器（2）;控制器（预估或常规PI调节器）（3）;约束（4）;内回路PID（比例积分微分）调节器（5）;提升管反应器和再生器（6）;反应热观测器（7）。

下面结合附图1对本实例作进一步的陈述：

给定（优化）器（1）。给定反应热的数量，可通过计算机及其终端由操作人员通过键盘给定，或在分布式控制系统中的操作站上由操作人员给定，如果控制器采用常规仪表，可由操作人员调整给定旋纽来给定。

滤波器（2）。它的作用是避免给定值的阶跃变化造成的控制作用变化过大，其输入是由给定（优化）器（1）给定的反应热Hs，其输出Hsf是作用到控制器（3）的给定，其间的关系是：

Hsf（s）＝ 1/(Ts+1) Hs（15）

T为滤波器时间常数。用计算机实现时，可按下式计算：

Hsf（k）＝（1-a）Hs（k）+aHsf（k-1）  （16）

其中：0＜a≤1是滤波系数（建议a＝0.5～0.8）。

控制器（3）。用计算机实现（12）式给出的单值预估控制算法，其输入是滤波后的给定值Hsf（k），当前的实测反应热Hr，当前和p个采样周期以前的状态变量X（k）和X（k-p），对附图1所示提升管反应器的控制系统来说，被控对象的状态变量包含提升管各段反应温度和内回路PID调节器（5）的输出，由这些变量和模型参数，可按（12）式计算得到控制器（3）的输出△U（k），也就是内回路PID调节器（5）的给定。

控制器也可用常规的PID调节器实现，其输入为Hsf和Hr，输出为△U。

约束（4）。它的作用是防止控制作用过大，即送给内回路PID调节器（5）的给定值Tset应在相应的约束内，使生产装置的操作不超出规定的上下限，“约束”设有以下内容：

①控制器（3）在每次执行时的变化量△U（k）不能超出设定的上下限;

②控制器（3）的输出，即内回路PID调节器（5）给定值Tset的大小不能超出上下限（本实施方案中就是反应温度调节的给定值）;

由于△U（k）和Tset是由（12）式计算出来的，因此当其达到约束极限时，即按上下限的值送给内回路PID调节器（5），这对于计算机是很容易实现的，若利用常规仪表，约束（4）也可方便地利用电或气的限幅器实现。

③滑（塞）阀开度Urc、即内回路PID调节器（5）输出的约束，每次改变控制作用时，滑阀的开度可按下式近似计算：

a.若：△U（k）＞PB〔Uh-Urc（k）〕，

则：△U（k）＝PB〔Uh-Urc（k）〕;

b.若：△U（k）＜PB〔Ul-Urc（k）〕，

则：△U（k）＝PB〔Ul-Urc（k）〕.

否则：按（12）式计算结果。

其中：Uh、Ul是阀位的上、下限;

PB是内回路PID调节器（5）的比例度;

Urc（k）是实测的阀开度。

④再生器负荷、气压机负荷、再生器温度、两器差压及其他工艺约束。这要根据生产装置情况确定，但对本控制方案，控制器（3）输出增加会使以上操作条件达到上限，因此当达到上述上限时，应使控制器（3）输出不再增加;达到下限时，控制器（3）输出不再减小。

内回路PID调节器（5）。这是现有技术中广泛采用的反应温度控制系统，但其给定值不再由操作人员给定，改由控制器（3）按维持反应深度（热）一定的要求去调整，就是说，要实现本控制方案，需要在现有的反应温度控制系统上加入反应热的控制器（3）。

提升管反应器和再生器（6）。这是被控对象，实际的生产装置。

反应热观测器（7）。它以观测计算所得的催化剂循环量（包括滑阀开度Urc，压降△P等）、实测的提升管进料流量Go和预热温度Tf、反应温度Tra、再生催化剂温度Trg等为输入，按（5）式计算得到反应深度的标志-反应热，送给控制器（3）作为被控变量的信息。反应热观测器（7）可用任何计算装置实现，如利用计算机或分布式系统中的计算功能，或常规仪表中的计算单元等。

本方案已用于工业装置上，系统的响应时间和抑制干扰的能力较原有系统提高两倍以上，统计数据表明反应温度波动的均方差降低为原来的1/2，反应热波动的均方差值降低为原来的1/4左右。实践证明本方案对维持装置的平稳运行、保证产品质量和提高目的产品的收率（汽油或总轻质油收率）都有明显效果。对兰州炼油厂60万吨/年的中型催化裂化生产装置，年经济效益在100万元以上。

例2，附图2给出了另一种实现催化裂化反应深度闭环控制的实施方案。

附图2由下列单元组成：

给定（优化）器（1）;滤波器（2）;约束（4）;提升管反应器和再生器（6）;反应热观测器（7）;反应热预估控制或PID控制（8）。

这一方案中，给定器（1）、滤波器（2）、约束（4）、提升管反应器和再生器（6）、反应热观测器（7）均与前述相同，不同的是去掉了现有技术中广泛使用的反应温度PID调节器，改为以反应热为被控变量的反应热预估控制或PID控制（8）。若采用预估控制策略，可通过计算机或分布式控制系统实现，其计算方法与前述相同，若采用PID控制，可由常规PID调节器实现，也可由计算机或分布式控制系统实现。

例3，附图3是汽剂比控制的一个实施方案。

附图3由下列单元组成：

给定（优化）器（1）;控制器（预估或常规PID调节器）（3）;内回路PID（比例积分微分）调节器（5）;汽提蒸汽流量系统（9）;催化剂循环量计算模块（10）;汽剂比计算模块（11）。

这一方案中，内回路PID调节器（5）和汽提蒸汽流量系统（9）构成汽提蒸汽流量调节系统是现有技术，催化剂循环量计算模块（10）和汽剂比计算模块（11）可分别按（10）式和（14）式由计算机实现，或由气动或电动单元组合仪表中的计算单元实现;由汽剂比计算模块（11）计算出来的汽剂比η送给由给定器（1）和控制器（3）构成的比值控制器，当汽剂比η与给定的汽剂比ηs不相同时，控制器（3）输出改变汽提蒸汽流量调节系统中内回路PID调节器（5）的给定值Gss，以维持汽剂比为所需值。给定器（1）和控制器（3）可用计算机实现，也可用气动或电动单元组合仪表实现。

例4，附图4是两段再生器负荷控制实施方案。

附图4由下列单元组成：

给定（优化）器（1）;约束（4）;负荷控制器（12）;二段主风流量调节系统（13）;再生器（14）;再生催化剂含焦量计算模块（15）;两段氧含量计算模块（16）。

本方案中，二段主风流量调节系统（13）为现有技术;再生器（14）为实际生产装置;再生催化剂含焦量计算模块（15）和两段氧含量计算模块（16）为本说明书第四节所述计算结果，分别为C2和O2，均由计算机实现;负荷控制器（12）也由计算机实现，它的作用是，首先由操作人员选定用C2还是O2作为被控变量，然后根据计算所得的C2或O2，与给定（优化）器（1）给出的优化值C2s或O2s进行比较，通过负荷控制器（12）（预估控制或PID控制）和约束（4），计算出二段主风流量调节系统（13）的给定值Oas，调节二段主风流量Qa，使再生器负荷最佳。

Claims (2)

1、催化裂化反应深度的观测与控制，其特征在于基于再生器的动态数学模型，以实测氧含量、温度、压力、催化剂藏量和主风流量为依据的在线实时计算催化剂循环量，或以实测滑(塞)阀开度和催化剂在阀两端形成的压降来计算催化剂循环量，以及基于提升管反应器的动态数学模型，以实测的进料流量和温度、反应温度、再生催化剂温度和上述计算所得的催化剂循环量为依据的反应热的在线实时观测计算，实现以观测所得的反应热为被控变量的闭环控制系统和基于状态方程的、具有状态反馈的单值预估控制系统。

2、根据权利要求1.所述的方法，其特征是：由反应热和催化剂循环量进一步计算出剂油比、催化碳、再生催化剂含焦量、待生催化剂含焦量、生焦量和烧焦量、再生器各段氧含量和含焦量，从而实现了利用这些变量的闭环控制系统。

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