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鐘霖田（1938－）
男，原上海石油化工研究院教授級高工，1961年畢業于天津大學化工自動化及儀表專業。參與國內第一臺DCS的現場使用到自行開發一套小型DCS樣機并成功試用于生產現場及國家“八五720-04課題”攻關，現主要從事FCS及其系統集成以及石化ERP。
1 引言
迄今為止，古今中外的石化生產工藝流程和設備裝置從來只考慮穩態平衡而不顧及如何達到和維持這種穩態平衡。傳統做法是以穩態（物料、能量）平衡為基石的工藝生產流程的安排和設備裝置由工藝師確定，而自控設計僅是據此確定的流程安排與設備設置作為“配套”而“聽令”。這種僅從穩態考慮的流程設計因未能考慮如何快捷使生產（裝置）平穩并維持，可能給自控和現場操作留下的“自由”空間太少而難以使之平穩。為擺脫這種困境從而更好地服務于生產，無論是參與“配套”設計的自控工作者還是現場的自控工作者，都必須徹底了解工藝流程設計和設備設置所固有的和衍生的所有技術問題，特別是動態干擾問題。如若發現在流程設計和設備設置時能顧及如何達到并維持穩態平衡而能簡捷實施時，必須從傳統的“聽令”到在設計階段與工藝設計師協商在流程中予以實施，在既有生產流程和裝置的現場與工藝師協商進行技術改造，以達到石化生產要求的“安、長、高、穩”。作為率先示范，本專利就是從流程設計中對Mobil（國內熟知的美孚石油公司）的（汽相）苯烴化生成乙苯的流程專利在流程上做了簡便易行的補充。
2（汽相）苯烴化反應的特殊性與穩態（物料）衡算
在乙烯工程項目中，大都有苯乙烯生產裝置，90萬頓乙烯工程中大多配有16萬頓/年的大型苯乙烯生產裝置。苯乙烯是由乙苯脫氫而成，而乙苯現已全由乙烯與（汽相）苯在催化劑作用下進行苯烴化反應而成，其化學反應式如下：
(2)
2.1（汽相）苯烴化反應的三大特點
反應式（1）的第一特點是零階反應，即反應的進行與反應物的濃度無關，而且進入的乙烯都會很快反應完。第二個特點，（1）式是放熱反應，而且1克分子反應熱Q1很大。第三個特點，按（1）式是1克分子乙烯與1克分子（汽相）苯是等量配比，如若按1：1等量配比進料，則乙烯很快反應完而且會形成集聚的粒狀物粘附在催化劑表層使其喪失活性而無法繼續生產。后兩個特點自然成為苯烴化生產（流程）設計、實施的難點。
2.2 穩態物料衡算
目前，常見的苯乙烯生產裝置多為16萬頓苯乙烯/年的生產能力。苯乙烯的分子量為8×12＋8×1＝104，乙苯的分子量為8×12＋10×1＝106。與16萬頓苯乙烯/年生產能力相配對的乙苯裝置生產能力應為106/104×16萬頓/年＝16.30769萬噸乙苯/年。根據反應式（1）的物料衡算，相應的乙烯耗量為28/106×16.30769萬噸乙烯/年，苯的耗量為（6×12＋6×1）/106×16.3079萬噸乙苯/年＝12.00萬噸/年。若每年按300天實際運行時間計算，則所耗的乙烯流量為5.98291頓/小時，所耗苯的流量為16.666頓/小時，兩者克分子流量均為213675.2137克分子（乙烯或苯）/小時，按反應式（1）可算出該放熱反應的熱流量大于21萬倍Q1 的熱流量。
如此巨大的熱流量積累定將把常見的單體大型直柱形的積分式反應器下層的催化劑燒壞而無法維持正常生產。對于苯烴化反應釋放巨量反應熱而會導致燒壞催化劑這一難題，必須從苯烴化反應器結構入手予以解決。
3 Mobil六層差分式反應器及相關的工藝專利流程的巧妙構思
解決苯烴化反應所釋放的巨量反應熱積聚的基本思路無疑是：既然一體式反應器不能承受巨量反應熱（流量）積聚，那就分開成幾處反應。但是如何分法？分開后的巨量反應熱如何處置？
Mobil專利充分利用反應式（1）的第一特點——與反應物濃度無關的零階反應的特點，用6層差分式反應器把總進料分成6股分別進料，并利用2－6層的冷進料全部吸收來自上層的反應熱。
如圖1所示的Mobil專利流程中，R-101是6層差分式反應器（專利的核心），來自一根總管的總乙烯進料分成6股（104、108、110、112、114、116共6根，并行分管）乙烯與來自熱交換器E-101出口總管的略為過熱的（汽相）苯總進料分成并行的6股（105、107、109、111、113、115）分進料的這就把總的能量反應熱分成大小不等的6份，但是如何處置各層所產生的反應熱使之不在下層積聚產生高溫燒壞催化劑？這正是Mobil專利的最亮點！
圖1 Mobil專利流程
如圖1所示，第1層105管（汽相）苯進料是來自（汽相）苯總管略為過熱的（汽相）苯經加熱爐F-101再加熱使之過熱后與104管的乙烯匯合后并達到苯烴化反應所需溫度之后進入第一層進行（1）式的苯烴化反應，并把相應產生的反應熱帶至下層。但是，下層怎么處置來自上層的反應熱而不使其積聚呢？
由上所述可知，出自E-101換熱器的略為過熱的汽相苯總進料的溫度達不到苯烴化所需的溫度，使分至第一層的（汽相）苯進料還要在F-101加熱爐過熱，并由與104管的乙烯匯合后的溫度控制F-101的供熱量。那么，來自103總管的107、109。111、113、115分管的（汽相）苯與相應的108、110、112、114和116分管的乙烯匯合后進入R-101的2－6層的進料就都是“冷”進料了。這種“冷”進料與來自上層的、攜帶大量反應熱的反應物均無乙烯，僅留下多余未反應掉的過熱（汽相）苯和產物（乙苯）及少（微）量其他副產物的混合氣混合，全量吸收上層傳遞的反應熱而達到適宜溫度。即，上層傳遞的反應熱就相當于F-101加熱爐提供的熱流量，由進入2－6層各層“冷”進料全量吸收，豈不是既解決了巨量反應熱的逐層積聚，又節約了燃油供熱。這種“一舉兩得”的流程安排難道不是Mobil（汽相）苯烴化流程專利的最亮點嗎？但是，2－6層的“冷”進料略為過熱的（汽相）苯進料作為各層反應溫度的調節劑的舉措卻衍生出下面將分析的動態困擾。
按1：1克分子配比的乙烯和（汽相）苯按（1）式進行苯烴化生成乙苯會在催化劑表層形成集聚粘狀物而令其喪失活性的特點可解決。既然反應式（1）是零階反應，即反應進行與反應物濃度無關，使乙烯與（汽相）苯克分子比變成1：n，（6≤n≤10）配比，把進料的乙烯濃度予以充分稀釋，使其直接接觸催化劑的幾率大大降低不就安全了嗎？何況在開始時先先讓（汽相）苯進入各反應曾，一方面使各層催化劑預熱升溫，另一方面不讓其“吸飽”（汽相）苯后再進入由分流程序所確定的乙烯進料量就更加安全了。如圖1所示，進入第1層的105管的（汽相）苯進料流量由乙烯總流量自分配程序決定的（104管）乙烯流量按比值確定。這個比值就是上述的n，即在第1層的（汽相）苯（克分子）流量為乙烯的（克分子）流量的n倍。按反應式（1）作1：1等克分子數進行反應，進入第1層的乙烯全反應掉，而多余的（汽相）苯逐層下遞而確保各層的乙烯進料量被（汽相）苯充分稀釋，不會在催化劑表層形成集聚粘狀物。
顯然，圖1所示的Mobil（汽相）苯烴化專利流程完全是利用反應式的第1個特點——零階的不可逆反應。因為零階反應即反應物乙烯與（汽相）苯的濃度與反應無關，而乙烯很快就反應完，多余的（汽相）苯逐層下遞以及生成的乙苯穩定，因其官能團是單鍵的乙烷基，這樣自上層下遞的反應物（多余的（汽相）苯）和產物對下層苯烴化反應就沒什么影響，才能用6層差分式反應器逐層獨立進行苯烴化反應，也就使分層進料的分法容易解決。
依照能量指標，先由乙烯總流量算出總的熱流量，然后可根據（汽相）苯和乙烯的等壓比熱以及應達到的適宜反應溫度計算出自液態苯蒸發器E-102所出來的（飽和汽相）苯與總乙烯流量常溫混合后的混合氯所需的總熱流量，其超出總反應熱流量部分加上因E-101是間接換熱而未能全部接納R-101出口所攜帶的反應熱的效率損失的熱流量就應由F-101所提供。據此，可分別計算出各層乙烯分層進料量所產生的反應熱，并顧及由于反應物（過熱的汽相苯）產物逐層下遞而往下逐層積聚的總物料量在反應溫度給定值時所攜帶的熱流量總量，當反復迭代到逐層的熱量衡算與逐層的物料衡算均收斂到預定總值時所確定的乙烯總流量分配就形成圖1所示的分配程序。按此分配程序，2－5層乙烯進料逐層增加，以第5層進料量最大，第6層乙烯進料量最小。這樣的安排是合理的。第6層是最后一層，這一層的反應熱是反應器，R-101出口氣體總熱量的一部分。
參考文獻：
［1］ 鐘霖田. 再論石化ERP和APC兼論為工藝生產服務的自控工作者如何自主創新［ J ］.自動化博覽,2006.6(3):16-22.
北京市公安局海淀分局備案號：11010802023656號