CN1713096A - 连续生产化学反应器的控制方法及系统 - Google Patents

Abstract

本发明涉及一种对连续生产化学反应器控制的方法及系统，其特点是利用化学反应过程中分子键断开和重组时吸收或放出热量的这一反映反应深度的特征，对连续生产的化学反应器，通过反应过程中可测变量和本发明提供的观测器，实时给出表征反应深度的宏观反应热，以及与反应深度相关的生产指标数据，并以宏观反应热和观测所得的生产指标为主要被控变量，实现反应深度、生产指标和其它变量的多变量控制或优化的控制方法，全面改进了对反应器的控制，在各种干扰或变量发生变化的情况下，使反应器运行更平稳，目的产品产率得到提高，产品合格率得到保证，优质品率得到提高。

Description

连续生产化学反应器的控制方法及系统

技术领域：

本发明涉及一种对连续生产化学反应器的反应深度和生产指标进行实时观测并进行自动控制的方法及系统。

背景技术：

在连续生产的化学反应器中，通常以反应温度为主要被控变量，通过控制器自动维持反应温度为给定值，以维持反应深度和相应的生产指标一定，达到生产要求。除反应温度外，有不少其它影响反应深度的变量，如：催化剂活性，催化剂流量与温度，反应压力，原料(反应物)流量与温度，原料组成或性质，其它进入反应器的各种物流的温度、浓度与流量，等等。这些变量中有不少是不能实测得到的，反应深度也不能实时测量得到，在这些变量变化后如何衡量反应深度也没有一定的方法。反应温度有实测信息，又与反应深度有密切关系，便于用于控制，是目前广泛采用反应温度控制的原因。但当这些变量变化时，维持反应温度为一定值的化学反应器的控制方法，可使反应温度只有暂时变化或不变，但反应深度将发生变化，反应器将偏离期望的优化运行状态。另一方面，不同化学反应器对反应产物有不同的生产要求，生产要求由各种不同生产指标来衡量，如：反应物的转化率、目标产品产率、反应产物组成或选择性、反应产物物理化学性质等等。为适应市场需求，生产指标常常会有改变，如：石油加工过程中的催化裂化反应器、催化重整反应器、加氢反应器等，对反应产物中各种产品产率和规格常有不同要求。对聚合反应，反应产物的物理性质，如熔融指数、分子量分布等，决定了产品的牌号，是要达到的生产指标，同一个聚合反应器常常要生产各种不同牌号或不同物理化学性质的产品。像反应深度一样，许多生产指标不能实测，要通过采样和化验分析才能得到。从生产装置上采样开始，到得到分析化验结果，往往要一个小时以上，相应的采样与化验分析的时间间隔常常在2-4小时以上。这样大的时间滞后，给控制这些生产指标带来了困难。生产指标不仅与反应深度有关，还与加到反应器中的各种调整剂或注剂的流量有关。当生产指标偏离目标值或不满意时，调整手段主要是反应温度给定值和/或调整剂的加入量。由于反应深度未得到平稳控制，又不能实时得到相关变量的数值，反应温度的调整量和调整剂的加入量难于准确，大多是根据经验确定调整量，直到下次采样化验后才能大致判断调整是否合适。常常在取得化验分析值之后，生产过程已经有了变化，使生产指标的控制既不及时也不准确，造成损失。

发明内容：

本发明的目的是利用化学反应过程中分子键的断开和重组需要吸收或放出热量的这一反映反应深度的特征，对连续生产的化学反应器，通过反应过程中实测变量，实时获得表征反应深度的宏观反应热，以及与反应深度相关的生产指标数据，并以宏观反应热和生产指标为主要被控变量，实现反应深度、生产指标和其它变量的多变量控制或优化的控制。

本发明所述连续生产化学反应器控制方法和系统由被控制的化学反应器，已有的化学反应器生产过程检测仪表和常规控制系统，(新增的)宏观反应热观测器、生产指标观测器和多变量控制器，互相连接形成的闭环系统。

1.宏观反应热观测器

化学反应是使反应物分子键断开和重组，形成新的反应产物的过程。分子键断开和重组需要吸收或放出热量，因而，任何化学反应过程都伴随着热效应，或表现为吸热反应，或表现为放热反应。对于连续生产的化学反应过程，本发明定义的宏观反应热(Macro Reaction Heat，简称Hr)是折算到单位质量反应物在反应时所需或放出的热量。

化学反应动力学给出，压力不很高时，反应所需或放出的热量为：

$Q_r={\mathrm{\λR}}_a={\mathrm{\λke}}^{-\frac{E}{\mathrm{RT}}}{C}_1^{{\mathrm{\β}}_1}{C}_2^{{\mathrm{\β}}_2}$ (千焦/小时)或(KJ/h)

其中：λ：通常称为(化学)反应热；R_a：反应速率；

E：活化能；T：反应温度；R：气体常数；

C₁，C₂：反应物的浓度；β₁，β₂：反应物的阶次；k：频率因子，是其它影响反应深度的各变量的函数。

本发明定义的宏观反应热用下式表示：

$\mathrm{Hr}=\frac{Q_r}{G_0}=\frac{\mathrm{\λ}\·R_a}{G_0}(\mathrm{kJ}/\mathrm{kg})---\left[0\right]$

其中：G₀是进入反应器的反应物的重量流量。

Hr的变化，综合反映了影响反应速率的各种变量，代表了反应深度的变化，用Hr衡量化学反应深度，是本发明的基本特点。本发明由实测的反应过程变量，经宏观反应热观测器，实时确定宏观反应热，像实测仪表一样，随时给出宏观反应热的数值。

宏观反应热观测器按以下方法和相应的单元，在反应过程检测和控制用仪表或计算机系统上实现：

(1)实测反应过程变量处理单元：其功能是取得确定Hr的实测过程变量；本单元从已有的反应过程仪表检测系统，随时取得反应生产过程变量，对实测过程变量进行滤波处理以去掉噪声，统一实测变量的量程和量纲，调整零点，检测实测过程变量是否有故障后，给出过程变量正常或故障信息。

(2)纯滞后时间单元：由反应过程有关设备和流体输送管线的尺寸，实测的物料流量，实时确定各变量间互相影响的纯滞后时间；并利用实测的相关变量的变化趋势记录，核对这些纯滞后时间，在反应器控制用仪表或计算机中存储相关实测变量的实时变化数据，存储长度大于最大的纯滞后时间。

(3)不可实测流量与焓值实时确定单元：实时确定不可实测的流量、反应产物的组成与焓值；对不可测的有关物流流量，利用反应过程中有关设备中实测的料位高度和压力，和实测流出(入)设备的各组成流量G^out(Gⁱⁿ)，按下式确定流入(出)设备的流量：

$C^m\frac{X_k^m\left(t\right)-X_k^m(t-\mathrm{\θ})}{\mathrm{\θ}}=G^{\mathrm{in}}\left(t\right)-G^{\mathrm{out}}\left(t\right)---\left[1\right]$

其中：Gⁱⁿ，G^out分别为流入和流出设备的流量；t为当前时刻；θ为刷新周期；X_k ^m(t)，X_k ^m(t-θ)分别为当前时刻和前一刷新周期时刻经滤波处理后的设备中料位或压力的数值；C_k ^m为取决于设备尺寸的容量系数。

若Gⁱⁿ(G^out)可实测，则由[1]式可实时计算得到G^out(Gⁱⁿ)。必要时，对计算所得结果再进行滤波处理。

反应产物组成可由流出反应器的各反应产物的流量计算得到。若其中某组分流量无实测信息，可由反应器下游的设备，按[1]式计算得到所需流量数据。

物料的焓是温度和组成的函数。进入反应器的原料和反应产物均可具有多种组分，其焓值是组成和温度的函数。通常每个组成物的焓值与温度的关系是已知的，对具有多种组成的反应物或反应产物，其平均焓值按下式计算：

$H_m=\left(T\right)=\frac{\underset{k=1}{\overset{N_r}{\mathrm{\Σ}}}{H}_k\left(T\right)G_k^r}{\underset{k=1}{\overset{N_r}{\mathrm{\Σ}}}{G}_k^r}---\left[2\right]$

其中：N_r为反应产物的组分数；G_k ^r为第k个组成的流量；H_m(T)，H_k(T)分别为温度T下的反应物或反应产物焓值和第k个组分的焓值。

常常有反应物或反应产物的某个组成的流量不可实测，可利用[1]式实时确定其流量，进而确定平均焓值。

(4)反应物热量确定单元：实时确定反应物带入反应器的热量：

在反应器中有化学反应的物料称为反应物或反应原料。反应物带入反应器的热量是：

$Q_r\left(t\right)=\underset{i=1}{\overset{N_{\mathrm{rin}}}{\mathrm{\Σ}}}{G}_i^{\mathrm{rin}}\left(t\right)\left\{H_i^r\right[T_i^{\mathrm{in}}(t-{\mathrm{\τ}}_i^{\mathrm{in}})]-H_m^r[T\left(t\right)\left]\right\}---\left[3\right]$

其中：N_rin为进入反应器的反应物的数量；G_i ^rin为进入反应器的第i个反应物的流量；H_i ^r(T_i ⁱⁿ)为第i个反应物在其温度T_pi ⁱⁿ下的焓值；τ_i ⁱⁿ为第i个反应物入口温度测点的滞后时间。

(5)非反应物热量确定单元：实时确定非反应物带入或带出反应器的热量：非反应物指进入反应器但无化学反应的物流，如催化剂、调整剂、溶剂、冷剂、水蒸汽、取热或供热载体等；包括不进入反应器内部，但与反应器有热交换的物料，如进入夹套的冷却水或其它介质。

$Q_n\left(t\right)=\underset{j=1}{\overset{N_{\mathrm{nin}}}{\mathrm{\Σ}}}{G}_j^{\mathrm{nin}}\left(t\right)\left\{H_j^n\right[T_j^{\mathrm{nin}}(t-{\mathrm{\τ}}_j^{\mathrm{nin}})]-H_j^n[T\left(t\right)\left]\right\}---\left[4\right]$

其中：G_j ⁿ为进入反应的第j个非反应物的流量，N_nin为进入反应的非反应物的个数；H_j ⁿ(T)为第j个非反应物在温度T时的焓值；T_j ⁿⁱⁿ，T为第j个非反应物进出反应的实测温度；τ_j ⁿⁱⁿ为第j个反应物入口温度测点的滞后时间。

(6)积蓄热确定单元：实时确定反应器系统内积蓄热量的变化量：

$Q_d\left(t\right)=\underset{L=1}{\overset{N_d}{\mathrm{\Σ}}}{C}_L\frac{T_L\left(t\right)-T_L(t-\mathrm{\θ})}{\mathrm{\θ}}---\left[5\right]$

其中：N_d为反应过程中蓄热体的个数；C_L为第L个蓄热体的热容量，即其温度升高1℃时所需的热量；T_L(t)为第L个蓄热体经滤波处理后的温度。滤波处理包含以下内容：

①蓄热体多个测温点温度的加权平均或取中值；

②对以上加权平均温度的动态滤波，可采用常见的一阶滤波、加权平均滤波等方法。

反应产物的热容量与反应产物的组成有关，按下式计算：

$C_k^r=\frac{\underset{k=1}{\overset{N_r}{\mathrm{\Σ}}}(a_k+2b_{k}T)G_k^r}{\underset{k=1}{\overset{N_r}{\mathrm{\Σ}}}{G}_k^r}---\left[6\right]$

其中：a_k，b_k为第k个反应物焓对温度一次方和二次方的系数；

T为经滤波处理后的反应温度。

(7)其它热量确定单元：实时确定带入或流出反应器的其它热量；

其它热量指反应过程中拌随产生或消耗的热量，如吸附或脱附热、溶解热、搅拌热、散热损失等；这些热量的计算可沿用已有科技成果。散热损失可按下式确定：

Q_e(t)＝K_e[T(t)-T_o(t)]     [7]

其中：k_e为散热系数；T_o为环境温度。若反应器有较好的绝热，可忽略散热损失。

(8)计算单元，由以上实时确定单元给出的结果，实时给出宏观反应热Hr：

$\mathrm{Hr}\left(t\right)=\frac{1}{G^{\mathrm{rin}}\left(t\right)}[Q_r\left(t\right)+Q_n\left(t\right)+Q_s\left(t\right)-Q_d\left(t\right)-Q_e\left(t\right)]---\left[8\right]$

其中： $G^{\mathrm{rin}}\left(t\right)=\underset{i=1}{\overset{N_{\mathrm{rin}}}{\mathrm{\Σ}}}{G}_i^{\mathrm{rin}}\left(t\right);---\left[9\right]$

G_i ^rin为进入反应器的第i个反应物的重量流量；

N_rin为进入反应器的反应物的总个数。

(9)多级反应与反应器的分段处理单元：

不少实际化学反应生产由多级反应器串联组成，需对每一级反应器分别计算其宏观反应热。必要时，可将各级反应器的宏观反应热累加形成整个反应过程的宏观反应热。对于一个反应器，因反应器的结构不同，反应器内不同空间位置的温度、组成、催化剂活性和反应速度等可能是基本相同的，也可能是不同的，后者，可按实际情况和温度测点在空间的分布情况，将反应器划分为若干段，并认为每段内的浓度、温度、活性等是相同的，确定各段宏观反应热。整个反应器的宏观反应热是各段宏观反应热之和，可按下式确定：

$H_r\left(t\right)=\underset{m=1}{\overset{P}{\mathrm{\Σ}}}{H}_{\mathrm{rm}}(t-{\mathrm{\τ}}_m)---\left[10\right]$

其中：P为反应过程的段数；t为当前的时间；

H_rm(t)为第m段的宏观反应热。τ_m为第m段出口到反应过程反应物最终出口的时间。

(10)输出单元：给出宏观反应热的瞬时值和平均值，以及宏观反应热观测器的中间计算结果和故障信息。

2.生产指标观测器

生产指标观测器的作用是实时给出不可实测的生产指标数值。其基本特点是由上述宏观反应热观测器实时给出的宏观反应热和中间计算结果，如纯滞后时间和计算得到的不可测流量等，以及其它实测的过程变量，经生产指标观测器，给出所需的生产指标，如转化率，反应产物产率或选择性，反应产物的物理化学性质，如熔融指数、密度、等规度等。同时，实时给出确定生产指标过程中需要首先确定的不可实测的变量，如有关物流的流量、流入反应器各物料流量对反应物的比值等，像实测仪表一样，随时给出所需的生产指标数值，还可用定期化验分析得到的生产指标，自动地对观测结果进行校正。生产指标观测器在已有的反应过程检测和控制用仪表或计算机系统上实现。具体方法和步骤如下：

(1)输入变量处理单元：对观测所得Hr和有关实测信息进行滤波处理以去掉噪声，统一实测信息的量程和量纲，检测变量是否有故障后，给出可供确定生产指标的相关过程变量。

(2)相关比值实时计算单元：实时给出各种相关比值，如：有不同反应原料与主反应原料的摩尔比，催化剂、热戴体、调整剂、缓和剂和其它注剂与主反应原料的比值等。

(3)化验数据的输入与校正单元：包括生产指标化验样品自反应器采样的时间和化验分析结果，并用此结果对计算值进行校正。

(4)生产指标实时计算器：按下式计算：

$X\left(t\right)=\mathrm{aX}(t-\mathrm{\θ})+b_h{H}_r(t-{\mathrm{\τ}}_h)+\underset{i=1}{\overset{N_{\mathrm{in}-1}}{\mathrm{\Σ}}}{b}_i^r{R}_i(t-{\mathrm{\τ}}_i^R)+\mathrm{g\Δ}{X}_m---\left[11\right]$

其中：X(t)为观测所得的生产指标；H_r为宏观反应热；R_i为第i个相关比值，包括进料摩尔比和其它比值；0＜a＜1，为取决于反应器动态响应快慢的系数；N_in＝N_rin+N_nin-1；b_h，b_i分别为宏观反应热和第i个摩尔比系数；ΔX_m＝X_m-X为生产指标化验分析结果与观测结果之偏差；g为观测结果与化验分析结果偏差的校正系数；τ_h为宏观反应热对生产指标的滞后时间；τ_i ^R为第i个比值对生产指标的滞后时间。

(5)输出单元：给出生产指标的瞬时值和平均值，故障信息。

3.多变量控制器

至少以宏观反应热和/或某一项生产指标为被控变量，实施给定点控制，是本发明给出的控制方法和系统的主要特征。

本发明所述的多变量控制器，至少包含一项给定点控制单元：以宏观反应热为被控变量实施给定点控制和/或以观测的某一项生产指标为被控变量实施给定点控制；至少包含一项区域约束控制单元：以反应温度为被控变量，或对一个反应器中的多个温度测点，实施区域约束控制；以观测的其它生产指标为被控变量的给定点或区域约束控；以各种进料摩尔比为被控变量的给定点控制或区域约束控制；以其它相关实测变量，如反应器压力、反应产物密度、液位或料位等为被控变量的给定点或区域约束控制。至少包含一项故障时的安全切换单元：当宏观反应热出现故障时，可自动切换为反应温度给定点控制，或切换为其它更安全的控制；当观测的生产指标出现故障时，自动切换为进料摩尔比值控制或常规流量控制或其它更安全的控制。

多变量控制器确定操作变量所依据的控制律，可采用各种已有的控制方法，推荐采用我国发明专利99105546.2提供的“多变量模型预估协调控制方法”，它充分利用所有可测过程变量，实现状态变量动态反馈和可测干扰预估前馈，充分考虑多变量协调、适应生产过程特点的模型预估控制策略，可在现有常规PID控制基础上得到较好控制效果的方法。也可用其它控制器实现。如比例积分微分(PID)控制器、其它基于模型的控制器等等，可不用状态变量反馈和可测干扰前馈，但控制性能将有所下降。

本发明实时给出了衡量连续生产化学反应器的主要指标：反应深度和生产指标，并以此为主要被控变量，全面改进了对反应器的控制，在各种干扰或变量发生变化的情况下，使反应器运行更平稳，目的产品产率得到提高，产品合格率得到保证，优质品率得到提高。经多次在实际生产装置上的测试表明，对中等规模的各种炼油和石油化工领域内的反应器，年直接经济效益在100-1500万元以上。

附图说明

图1化学反应器控制系统原则流程

图2宏观反应热观测器框图

图3生产指标观测器框图

图4宏观反应热控制与反应温度控制对比

图5反应深度优化实时趋势记录

图6高密度聚乙烯反应器控制方案

图7石脑油重整反应器控制方案

图8乙炔加氢反应器控制方案

图9催化裂化提升管反应器控制方案

图10环管式聚丙烯反应器控制方案

其中：1.宏观反应热观测器2.生产指标观测器3.多变量控制器4.PID控制器5.化学反应器及相关设备6.过程变量采集处理器7.仪表与控制计算机系统8.泵9.压缩机10.计量泵11.氧化剂罐12.还原剂罐13.分离罐14.接触罐15.滑阀16.催化剂罐17.压力罐18.加热炉19.冷凝器或换热器20搅拌电机CV：被控变量SP：被控变量的给定值MV：操作变量SV：状态变量FV：可测干扰变量RV：与MV直接相关的变量A：组分测量D：密度测量F：流量测量L：液位或料位测量P：压力测量R：比值T：温度测量dP：压差测量u：阀开度或PID控制器输出TC：温度PID控制器FC：流量PID控制器PC：压力PID控制器LC：液位或料位PID控制器AC：组分PID控制器DC：密度PID控制器RC：比值PID控制器HC：手动控制器

具体实施方式

实施例1

此实施例是本发明的连续生产化学反应器控制方法和系统流程，(见图1)，它是在已有反应器及相关设备(5)、控制用计算机系统(7)及其中的PID控制器(4)和过程变量采集处理器(6)的基础上，增加了与之相连接的一个宏观反应热观测器(1)，一个生产指标观测器(2)和一个多变量控制器(3)。它由过程变量采集处理器(6)取得过程变量，包括有关的状态变量SV、被控变量CV、前馈变量FV、操作变量MV和相关变量RV，通过宏观反应热观测器(1)，每3-60秒，给出宏观反应热的当前值。宏观反应热观测器(1)由以下单元构成(见图2)：实测反应过程变量的处理单元，对实测过程变量作滤波、量程处理和故障检测；滞后时间单元，实时确定纯滞后时间，存储相应数据；不可测流量与焓值的实时确定单元，实时确定不可实测的流量、反应产物的组成与焓值；反应物热量确定单元，实时确定反应物带入反应器的热量；非反应物热量确定单元，实时确定非反应物带入反应器的热量；积蓄热确定单元，实时确定反应器系统内积蓄热量的变化量；其它热量确定单元，实时确定带入或流出反应器的其它热量和热损失；计算单元，由以上各实时确定单元给出的结果和多级反应与反应器的分段处理，计算宏观反应热的数值；输出单元，给出宏观反应热的瞬时值和平均值，以及宏观反应观测器的故障信息。生产指标观测器(2)由以下单元构成(见图3)：输入变量处理单元，对输入变量，包括实测过程变量和反应热观测器(2)给出的变量，作滤波、量程处理与故障检测；相关比值计算单元，实时给出各种相关比值；生产指标化验数据单元，进行生产指标化验数据的输入与校正；生产指标实时计算单元，由宏观反应热、各相关比值和定期化验数据，实时计算生产指标；输出单元，给出观测的生产指标的瞬时值和平均值，故障信息。多变量控制器(3)由宏观反应热观测器和生产指标观测器取得宏观反应热和生产指标的实时数据，由过程变量采集处理器(6)取得过程变量的实时数据，包括所有的SV、CV、FV、MV和RV，由操作员或优化器送入被控变量CV的给定值SP，按多变量模型预估协调控制方法，实时计算并给出当前应进行调整的量MV，送到PID控制器(4)的给定值，再由PID控制器(4)对反应器(5)进行调整，形成本发明给出的反应器控制系统。

实施例2：

此实施例是浆液法高密度聚乙烯反应器控制方法和系统流程。图6给出采用己烷浆液法工艺生产高密度聚乙烯的反应器的工艺和控制系统流程图。主要进料为乙烯单体(C₂)，高压脱水己烷、催化剂、氢气(H₂)、丙烯或丁烯-1(C₃，C4)。这些进料混合后加到循环气管线上，进入反应釜(5)，在搅拌电机(20)搅拌下进行聚合反应。反应生成的浆液自反应釜溢流到后序工段，经分离、干燥处理后形成聚乙烯产品。乙烯聚合反应热由己烷蒸发潜热和聚合反应釜夹套冷却水撤出。自反应釜出来的己烷、乙烯、丙烯或丁烯和氢气的混合气体，经冷凝器(19)后，己烷凝结为液相，存于己烷罐(13)中，由己烷泵(8)打回到反应釜。气体由己烷罐顶经压缩机(9)后，流回到反应釜(5)，形成循环气。在此工艺的基础上，安装一套实施例1的控制系统，以宏观反应热、MI和密度为被控变量，循环气流量、催化剂流量、乙烯或高压脱水己烷流量、氢气流量、丙烯或丁烯-1的流量为操作变量，对反应器进行控制，可在各种因素变化时维持反应深度、MI和密度平稳。

图6所示的流程，作为反应产物流出反应釜的浆液和流出反应釜的己烷、乙烯和氢气的混合气体均无流量测量，可由反应热观测器中的不可测流量与焓值确定单元，实时给出，并进一步估算浆液中聚合物的浓度。

采用本发明提供的控制方法和系统后，使反应深度和以熔融指数为主的产品质量指标保持平稳，产品合格率或优质品率可提高5％以上，对一个10万吨/年产量的生产装置，以当前市场价格估算，年直接经济效益可在100-500万元以上。

实施例3：

此实施例是石脑油重整反应器控制方法和系统流程，图7给出石脑油重整反应过程的流程图。主要反应是在四个串联的固定床、或移动床反应器(5)中进行反应，每个反应器前均设有加热炉(18)将原料和循环气加热，以副产的氢气为主要成分，形成循环气。重整反应是吸热反应，同时存在加氢裂化反应，是放热反应。不同组分原料芳构化反应的速率不同，因此，在每个反应器中发生的主要反应不同，加氢裂化主要在最后一个反应器中进行，过量的加氢裂化反应，不但使芳烃产量下降，也使催化剂更快的丧失活性。重整反应的主要生产目标是多产芳烃或提高辛烷值。因此要求平稳的反应深度，提高生产目标。每个反应器的反应深度不仅与入口温度有关，也与出口温度、反应物在反应器内的停留时间、氢油比、反应压力、催化剂活性等有关。在已有重整反应器及其PID控制的基础上，用实施例1给出的宏观反应热观测器(1)和相应的多变量控制器(2)，调整各加热炉出口温度常规PID控制器TC的给定值，对每个反应器实施宏观反应热控制，使反应深度、芳烃产率或辛烷值平稳，提高生产目标。由各反应器的宏观反应热Hr、循环氢气与原料流量(氢油比)、氢气纯度、氢气产率(产氢量与原料流量之比)、其它实测过程变量，经生产指标观测器(2)，实时确定反应产物中辛烷值或芳烃含量的变化，实现辛烷值或芳烃产率的控制或优化，提高生产指标。

实施例4：

此实施例是乙炔加氢反应器控制方法和系统流程。乙炔加氢反应器的主要目标是将原料中的乙炔转化为高价值的乙烯，使反应产物中的乙炔含量低于设定值，也是保证下游生产过程安全运行所必须。因此，提高乙炔转化率，严格控制反应产物中乙炔含量，成为生产控制的重要目标。在乙炔加氢反应成为乙烯的同时，原料中的乙烯也会加氢成为乙烷，这是不希望产生的反应。为此，在生产操作中，要适当注入一氧化碳，作为缓和剂，以提高选择性，但同时会使催化剂活性下降，影响转化率和反应产物中乙炔含量。为此，需对反应过程实施有效的控制。图8给出了一种乙炔加氢反应过程常用的控制方案，主要由以下三个控制回路构成：原料进入反应器的常规PID温度控制器TC₁，反应器出口反应产物中乙炔含量PID控制器AC₂，进料中一氧化碳浓度控制AC₃。连接实施例1提供的控制系统，由宏观反应热观测器(1)给出代表反应深度的宏观反应热，由生产指标观测器(2)给出选择性的实时数据，并通过多变量控制器(3)实现反应深度和选择性的控制，同时保留并改进反应产物中乙炔含量的控制，实施反应温度和其它变量的区域约束控制，在各种生产条件变化时，调整上述常规PID控制器给定值，自动维持反应深度、选择性和转化率平稳，减少过量氢导致的选择性下降，使转化率、反应产物的乙炔含量和选择性达到要求，同时使反应器各点温度不超限。

实施例5：

此实施例是催化裂化提升管反应器控制方法和系统流程。图9为催化裂化提升管反应器工艺流程，进入提升管反应器(5)的原料是蜡油，渣油或回炼油，还可有其它原料进入反应器。通过裂化反应器，在催化剂的作用下，将重质原料油转化为价值高的石油气、汽油和柴油。原料可分别自上下两层喷嘴或都在下一层喷嘴进入。利用再生催化剂作为主要热载体，供给反应所需的热量。再生催化剂自再生器流入提升管反应器(5)，其温度T₃一般在620℃以上，使原料油迅速气化，并以较高的线速流过提升管。提升管反应器下部温度较高，随着高度升高，反应温度降低，催化剂活性也因焦碳沉积在催化剂上而下降，相应的反应速率也下降，是一个典型的分布参数系统。反应深度不仅与反应温度有关，也与催化剂流量和温度、原料流量和温度、催化剂活性、反应压力等有关，当这些变量发生变化时，难于维持反应深度一定，使目的产品产率偏离优化值。在此基础上增加实施例1给出的控制方案，对催化裂化提升管反应器实施宏观反应热给定点控制、反应温度的区域约束控制、宏观反应热故障时切换为常规反应温度控制，或再生器温度的区域约束控制，再生器烟气氧含量的控制，汽剂比的控制，回炼油罐液位与回炼比的控制，原料中掺渣比的控制或上下层喷嘴进料比的控制。在宏观反应热观测器(1)实时确定宏观反应热的同时，与生产指标观测器(2)一起，同时给出了再生催化剂进入提升管的流量和剂油比、烟气氧含量、汽剂比、掺渣比、回炼比、上下进料比、转化率、生焦量、液位变化速率等。

本方案，采用的操作变量有反应温度PID控制器TC₁的给定值MV₁或再生滑阀(15)开度，或原料预热温度PID控制器TC₂的给定值MV₂，下喷嘴原料油流量或原料油总流量PID控制器FC₁给定值MV₃，上喷嘴原料油流量PID控制器FC₂给定值MV₄，汽提蒸汽流量PID控制器FC₆给定值MV₅，渣油流量，进再生器主风流量和回炼油流量PID控制器给定值等。多变量控制器(3)还可利用有关温度T、流量F、压力P、压差dP、液位L、阀位u等测量信息，构成状态变量反馈和干扰前馈。

对图9所示的催化裂化反应器，在反应温度控制与反应热控制下有关变量实时趋势对比表明(见图4)，在反应温度控制下，反应温度变化不大，在Hr控制下，温度也无大的波动，而富气、汽油、柴油和焦炭产率，以及反应压力均波动较小。由于Hr控制可维持反应深度一定，响应迅速，改变Hr控制的给定值，成为较理想的反应深度调优手段，图5是用Hr作调优手段时的一个调优过程记录，调优时，实际Hr可迅速跟踪给定的优化值，使反应过程优化；图5所示实例经四次调优，优化目标(加权的富气+汽油+柴油产率)由93.5％提高到95.6％，折算总液收提高约1.5％；对100万吨/年的催化裂化装置，年直接经济效益在1000-1500万元以上。

实施例6：

此实施例是环管式聚丙烯反应器控制方法和系统流程。图10所示环管式聚丙烯反应器采用Ziegler-Natta催化剂的配位聚合，由丙烯单体均聚生成聚丙烯，或由丙烯单体与乙烯单体共聚生成聚合物产品。催化剂包含烷基铝，给电子体和催化剂，分别用计量泵打入预接触罐(14)。原料丙烯单体的一部分在温度控制器TC₁和流量控制器FC₃的控制下，与催化剂一起进入预聚合反应器(5₀)，然后与具有活性的催化剂一起进入主反应器(5₁)，反应产物经闪蒸罐(13)将聚合物与未反应的丙烯单体分离，聚合物进入下一道工序，未反应的丙烯经处理后循环回去作为反应器的进料。对反应产品的要求主要是熔融指数MI合格，同时希望产率高，产品的优级品率较高。原有控制系统是：反应温度PID控制器TC₂-TC₃和TC₄-TC₅，进料丙烯单体中氢气浓度控制器AC₁，氢气流量控制器FC₄，反应产物密度控制器DC₁，丙烯流量控制器FC₅，烷基铝流量FC₁与丙烯单体流量FC₅的比值控制器RC₁，给电子体流量FC₂与丙烯单体流量FC₅的比值控制器RC₂，乙烯单体流量FC₇与丙烯单体流量FC₅的比值控制器RC₃，反应器稳压罐(S)与闪蒸罐(13)的压力控制器PC₁与PC₂，液位控制器LC₁与LC₂。在此基础上连接实施例1的控制方案，由宏观反应热观测器(1)给出宏观反应热，由生产指标观测器(2)给出MI，并通过多变量控制器(3)实现反应深度和MI的给定点控制，使反应器运行平稳，产品合格且优质品率或产率提高；切换产品规格时，便与操作，切换迅速，产品合格。在线实时确定宏观反应热时，可由闪蒸罐(13)和反应器(5₁)的物料平衡，由宏观反应热观测器(1)中的不可测流量和焓值确定单元，给出反应器(5₁)中未反应丙烯流量，由实测反应产物密度计算流出RA₁的聚合物流量，进而确定反应产物组成和焓值。控制方案中的多变量控制器(3)，包括(5₁)的宏观反应热给定点控制和/或反应产物的熔融指数MI的给定点控制，反应温度区域约束控制，或包括：(5₀)的宏观反应热控制，(51)中反应产物的等规度和密度的控制，烷基铝、给电子体、催化剂、乙烯单体的流量与丙烯单体进料流量的比值控制。控制方案的操做变量有MV₁，(51)的温度PID控制器给定值，和/或MV₃，催化剂与氢气浓度控制器HC与AC₁的给定值，或其它操作变量有MV₂：(5₀)温度PID控制器TC₂的给定值；MV₅，MV₆：(5₁)压力与密度PID控制器PC₁与DC₁的给定值；MV₇，MV₈：烷基铝，给电子体与丙烯流量比值控制器RC₁与RC₄的给定值；MV₂：乙烯与丙烯流量比值控制器RC₃的给定值。采用我国发明专利99105546.2提供的方法实现多变量控制器(3)时，所有测量信号和PID控制器的输出，均送给多变量控制器(3)，作为被控变量、反馈或前馈变量。

采用本发明提供的控制方法和系统后，使反应深度和以熔融指数为主的产品质量指标保持平稳，产品合格率或优质品率可提高5％以上，对一个10万吨/年产量的生产装置，以当前市场价格估算，年直接经济效益可在100-500万元以上。

Claims (5)

1.一种连续生产化学反应器的控制方法，其特征在于：利用化学反应过程中分子键断开和重组时吸收或放出热量的这一反映反应深度的特征，对连续生产的化学反应器，通过反应过程中可测变量和本发明提供的观测器，实时给出表征反应深度的宏观反应热，以及与反应深度相关的生产指标数据，并以宏观反应热和观测所得的生产指标为主要被控变量，实现反应深度、生产指标和其它变量的多变量控制或优化的控制方法。

2.根据权利要求1所述的连续生产化学反应器的控制方法的控制系统，其特征在于：它是一个由被控制的化学反应器，已有的化学反应器生产过程检测仪表和常规控制系统，宏观反应热观测器、生产指标观测器和多变量控制器，互相连接形成的闭环系统。

3.根据权利要求2所述的连续生产化学反应器的控制系统，其特征在于：宏观反应热观测器包含以下单元：实测反应过程变量的处理单元，对实测过程变量作滤波、量程处理和故障检测；滞后时间单元，实时确定纯滞后时间，存储相应数据；不可测流量与焓值的实时确定单元，实时确定不可实测的流量、反应产物的组成与焓值；反应物热量确定单元，实时确定反应物带入反应器的热量；非反应物热量确定单元，实时确定非反应物带入反应器的热量；积蓄热确定单元，实时确定反应器系统内积蓄热量的变化量；其它热量确定单元，实时确定带入或流出反应器的其它热量和热损失；计算单元，由以上各实时确定单元给出的结果和多级反应与反应器的分段处理，计算宏观反应热的数值；输出单元，给出宏观反应热的瞬时值和平均值，以及宏观反应热观测器的故障信息。

4.根据权利要求2所述的连续生产化学反应器的控制系统，其特征在于：生产指标观测器，包含以下单元：输入变量处理单元，对输入变量作滤波、量程处理与故障检测；相关比值计算单元，实时给出各种相关比值；生产指标化验数据单元，进行生产指标化验数据的输入与校正；生产指标实时计算单元，由宏观反应热、各相关比值和定期化验数据，实时计算生产指标；输出单元，给出观测的生产指标的瞬时值和平均值，故障信息。

5.根据权利要求2所述的连续生产化学反应器的控制系统，其特征在于：多变量控制器包含一项给定点控制单元：以宏观反应热为被控变量实施给定点控制和/或以观测的生产指标为被控变量实施给定点控制；包含一项区域约束控制单元：以反应温度为被控变量实施区域约束控制，和/或以观测的其它生产指标为被控变量的给定点或区域约束控制，和/或以各种进料摩尔比为被控变量的给定点控制或区域约束控制，和/或以反应器压力、反应产物密度、液位或料位为被控变量的给定点或区域约束控制；包含一项故障时的安全切换单元：当宏观反应热出现故障时，可自动切换为反应温度给定点控制，或切换为其它更安全的控制；当观测的生产指标出现故障时，自动切换为进料摩尔比值控制或常规流量控制或其它更安全的控制。

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