反应精馏合成CFC-113a过程控制结构的设计与分析

李佳琦 司林旭 陆艳萍 张建平 郑栋彪 熊丹柳

(1.常熟三爱富中昊化工新材料有限公司，江苏 常熟 215522；2.常熟三爱富氟化工有限责任公司，江苏 常熟 215522；3.华东理工大学，上海 200237)

0 前言

反应精馏是一种特殊的精馏技术，它既包含传统精馏的传质与分离过程，又具有物质消耗与生成的化学反应过程，两种过程通常在一个精馏塔设备中同时进行[1]。反应精馏在操作过程中可以及时分离出中间产物或产品，有效地提高反应的转化率；同时反应过程中产生的反应热可以用于精馏过程，有效地降低再沸器的热负荷[2]。所以，在当下国家提倡绿色环保工业生产的大势之下，反应精馏技术势必会在化工生产中扮演重要的角色。

反应精馏实现了化学反应过程与精馏传质分离过程的结合，与传统的精馏工艺相比，各操作条件之间具有极强的非线性和耦合性特征，因此，大幅度降低了过程控制的自由度，给实现工业稳定生产的控制方案的设计增加了巨大的难度和挑战[3]。目前，反应精馏广泛应用于酯化、酯交换和醚化等化工领域，并且显示出了一定的优势。氟化工是化工行业的重要组成部分，其产品广泛用于电子、机械、航天和军工等领域，现阶段关于氟化工行业的反应精馏技术的讨论还非常少，针对相关反应精馏技术自动控制系统的设计研究就更少了。以反应精馏合成CFC-113a工艺的稳态模拟的优化结果为基础，设计了两种控制结构并进行对比分析。

1 反应精馏稳态模拟与优化

1.1 稳态建模

基于Aspen Plus绘制的反应精馏合成CFC-113的稳态工艺流程如图1所示。设备T为反应精馏塔，选用Aspen Plus中的Radfrac模型，塔顶采用全凝器，塔底采用釜式再沸器。物流1为反应精馏塔的进料，其组分为纯的CFC-113；物流2为反应精馏塔塔顶出料，其组分主要为CFC-114a，可能含有少量的CFC-113和CFC-113a；物流3为塔釜出料，其组分为高纯度的CFC-113a，同时含有极少量的CFC-112。

图1 基于Aspen Plus绘制的反应精馏合成CFC-113的稳态工艺流程

1.2 稳态优化结果

先前使用Aspen Plus软件对该工艺流程的稳态操作进行了模拟和优化(本文涉及到的塔板皆为理论板)，计算结果列于表1。

表1 各操作参数的稳态模拟优化结果

通过Aspen Plus对该工艺的稳态过程进行模拟计算，当CFC-113进料量为100 kg/h，进料位置为第6块塔板，反应精馏塔操作压力为0.15 MPa(g)，精馏段、提馏段和反应段塔板数分别为7、8和10，回流比为2时，反应段的转化率为97.8%，产品纯度为98%(质量分数)。

2 反应精馏控制结构设计

2.1 控制目标

以Aspen Plus稳态模拟反应精馏合成CFC-113a工艺流程的最优化结果为依据，确定了该系统的控制目标：1)塔釜产品出料中CFC-113a质量分数不低于98%；2)塔顶馏出物中CFC-113a质量分数不高于10%；3)反应段的反应转化率不低于97.8%；4)稳态操作过程具有克服一定范围内干扰的能力。

2.2 控制自由度

在操作过程中，反应精馏塔内的反应过程和传质分离过程同时进行，相互影响、相互依存，过程比常规精馏复杂很多[4-5]。在塔结构确定的情况下，该反应精馏系统理论上存在多个可操作变量，包括进料量、操作压力、塔顶回流量、再沸器负荷、冷凝器负荷、塔底产品流量和塔顶与塔底组分等。但在实际运行过程中，并不是被控变量越多越有利于生产，设置过多的控制回路反而会影响各自的控制效果，不利于整个反应精馏系统的平稳运行。所以，合理选择被控变量和控制结构，是反应精馏系统稳定运行的基本前提。

在生产过程中，当精馏塔塔釜的再沸器液位、塔顶回流罐液位和操作压力作为3个被控变量时，该塔仅需另外两个被控变量就能实现稳态操作。最简单又直接的方法就是以塔顶馏出物和塔底产品的组分作为被控变量，分别控制该塔的某两个操作变量，这样便可使塔顶和塔底出料的组分符合生产设计要求。但在现实中组分检测器的采购成本比较高，而且滞后性严重，所以一般不采用这种“简便”的控制结构。本文对反应精馏系统的被控变量和操作变量进行了合理的配对，设计出了两种控制结构，并对它们的控制效果进行了科学的研究和对比。

2.3 温度灵敏板的选择

寻找精馏塔的温度灵敏板的方法通常有斜率判据、灵敏度判据和相对增益矩阵(RGA)判据等。由于斜率判据和灵敏度判据存在一定的局限性，故选择进料流量F和再沸器负荷QB作为操作变量，使用相对增益矩阵法RGA对温度灵敏板进行了配对[6-7]。分别在F和Qs的稳态设计值的基础上变动±0.1%，得到了各塔板的温度增益值，见图2和图3。

图2 进料量F变化(±0.1%)时各塔板的增益

图3 再沸器负荷QB变化(±0.1%)时各塔板的增益

通过对比可以看出，图2和图3出现增益峰值的塔板位置一致，均为第5块和第27块塔板。为了实现操作变量F和QB与温度灵敏板位置的正确配对，需要引入RGA判据。假设该系统的开环增益矩阵为A，则系统的闭环增益矩阵为(A-1)T,相对增益矩阵B可表示为A·(A-1)T。对灵敏板温度增益值与操作变量之间进行RGA变换：

经变换可以得出如下结论：第5块塔板温度受进料量的影响较大，第27块塔板受再沸器负荷的影响较大，所以在控制方案设计过程中，可以选择进料量控制第5块塔板的温度、再沸器负荷控制第27块塔板的温度。

2.4 控制方案建立

2.4.1控制结构CS1

CS1是精馏操作过程中比较常见的控制结构，如图4所示。其基本控制思路为：1)CFC-113的进料量F由流量控制器输出信号控制；2)塔釜液位直接由底部产品出料量控制；3)回流量由第5块塔板的温度控制器控制，其输出信号连接到回流管线上的流量控制阀门；4)再沸器蒸汽用量由第27块塔板的温度控制器控制；5)塔的操作压力通过塔顶冷凝器的冷却水量控制；6)塔顶回流罐液位由顶部馏出物量控制。

图4 CS1控制结构

2.4.2控制结构CS2

根据之前温度灵敏板与操作变量关系的讨论结果，设计了一种新的控制结构CS2，如图5所示。它的控制思路与CS1的不同之处在于：1)CFC-113进料量F直接由第5块塔板的温度控制器控制，该控制器的输出信号传输至CFC-113的进料阀门；2)在塔顶回流量和馏出物流量之间设置了比例控制器，回流罐内液体按馏出物量的一定比例回流至塔内。

图5 CS2控制结构

3 模拟结果对比

基于Aspen Plus对该反应精馏系统的稳态模拟结果，使用Aspen Dynamics软件依次对控制结构CS1和CS2建模分析，通过对流量进行扰动(±10%)，分别研究两个控制结构的稳定性。

3.1 CS1的动态分析

图6为进料流量(±10%)扰动下控制结构CS1的动态响应，进料流量(±10%)的扰动时间发生在1 h。由图6(a)可见，当进料流量F减少10%时，产品纯度在较短时间内上升，出现峰值后呈小幅度的下降，在3 h左右的时候基本达到了稳定状态。由图6(b)可见，在扰动初期，再沸器负荷下降较快，并于3 h多时出现波谷，随后出现小幅度上升的现象，最后在4 h左右时基本达平稳状态。

由图6(a)可见，当进料流量F增加10%时，产品纯度在初期下降较快，在2 h多的时候开始触底反弹，最后在3 h不到时就实现了稳态，但最终产品的纯度比初始值还是有一定的下降。因为进料量的增加，导致塔内副反应增多，从而降低了塔底出料中产品的纯度。由图6(b)可见，再沸器热负荷的动态响应不是很理想，在初期就出现了比较大的震荡。虽然随着时间的推移，震荡有所减弱，但在15 h内并未达到稳态。由此可见，控制结构CS1在该反应精馏系统的表现欠佳。

图6 进料流量(±10%)扰动下控制结构CS1的动态响应

3.2 CS2的动态分析

图7为进料流量(±10%)扰动下控制结构CS2的动态响应。由图7(a)可见，当进料流量F减少10%时，产品纯度上升趋势比较明显，大约在3 h时达到峰值，之后降低趋势明显，从4.5 h开始达到稳态。而与CS1控制情况不同的是：CS2控制下产品纯度的稳态值十分接近设定值98%。由图7(b)可知，初始阶段的再沸器负荷快速下降，在3.6 h时到达稳态，稳态值较初始值有一定幅度的下降。

由图7(a)可以发现，当进料量F增加10%时，产品纯度先降低后升高，在4.6 h时达到稳态，稳态值接近设定值98%。由图7(b)可以看出，对于再沸器而言，进料量增加10%时，扰动初期的动态响应出现了比较强烈的震荡。随着时间的推移，震荡慢慢变平缓，从12 h开始就完全处于稳定状态了。

图7 进料流量(±10%)扰动下控制结构CS2的动态响应

4 结论

通过Aspen Dynamics软件对比分析了控制结构CS1和CS2。结果表明：无论进料流量F增加10%还是减少10%，CS2控制下的CFC-113a产品纯度的动态响应均能达到稳态，并且余差很小。在CS2控制下，当进料流量F增加10%时，虽然再沸器负荷在扰动初期出现了剧烈的震荡，但还是能克服干扰，最终实现了稳态。因此，对于反应精馏合成CFC-113a的工艺流程，CS2控制下生产的产品纯度不仅满足设计要求，控制稳定性也优于CS1。