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4   Mobil（專利）汽相苯烴化制乙苯工藝流程的缺陷

    綜上所述，圖1所示的Mobil專利流程R-101的6層差分式反應器既把巨量總反應熱分散而又利用2－6層的“冷”進料與來自上層的反應物和產物直接混合而全量吸收所攜帶的反應熱，充分利用了反應熱而不使其逐層積聚。這種巧妙的構思都是基于穩態的物料熱量平衡算法考慮的，沒有顧及如何達到平衡的穩態并維持之。然而正如圖1所示，來自一根乙烯進料總管102分成并行6股乙烯分進料，來自換熱器E-101出口（汽相）苯總進料管分成并行6股苯進料所衍生的彼此間的動態耦合使之難以達到和維持這種平衡，終使各層反應溫度常處于波動狀態。非但如此，利用2－6層的（汽相）苯冷進料作為各層反應溫度的調節劑，很可能引發由于液態苯在蒸發器E-102變成飽和苯的氣化潛熱容量大招致的容量滯后而導致作為調節劑的瞬時高供量短缺而導致文獻1所述的內部正反饋，以致“飛溫”失控。

    如圖1所示，若來自乙烯總流量的分配程序快進入第3層的110分管的乙烯進料量有所變化會導致其相鄰的108、112的進料順時減小并波及114、116和104管進料變化。各層乙烯進料量的起伏變化必引起各相應床層的反應熱的起伏變化，最終導致作為調節劑的各層“冷”（汽相）苯進料的變化。只要有一層溫度導致其相應的“冷”進料量波動，就會因為源自一根“冷”進料總管的105～115各分管的動態耦合而導致各分管進料的此消彼長和此長彼消的來回振蕩變化從而致使各層溫度難以平穩。這種由于一根總管分股并行分支所衍生的動態耦合導致難以達到平衡穩定狀態并維持，不但延長了開車時間，而且給正常生產操作帶來困難，經常處于溫度動蕩變化也有損催化劑使用壽命。

    如圖1所示，來自總管102的乙烯總進料因乙烯本身是氣態而且有的來自低壓透平壓縮機，致使并行各股分層乙烯進料量的相互動態耦合相對較弱，細心慢步操作可使各分管進料達到平衡值。（汽相）苯一側則不然！

    （汽相）苯一側由于以下原因使各層“冷”進料流量彼此的動態耦合引起的波動更為頻繁、嚴重，甚至可能溫度失控。

    A ：107～115各分管的（汽相）苯進料流量是R-101的2－6層反應溫度的調節劑，任何因素引發2－6層反應溫度的變化都必將使該層的（汽相）苯“冷”進料流量變化，繼而由于各分支（汽相）苯都來自同一總管而引發相鄰分管“冷”進料流量的此消彼長和此長彼消的動態耦合的漫長衰減振蕩才逐漸平穩。

    B：由上述物料衡算可知，即使按與乙烯作1：1等克分子配比（汽相）苯的需求量也達到16.666噸/小時，何況第一層（汽相）苯進料量相應乙烯進料的n倍。同時，（汽相）苯流量是R-101 2-6層床反應溫度的調節劑，由于彼此間動態耦合或其它原因造成某一分管或總管（汽相）苯的“冷”進料流量瞬時大增，使來自一根總管103的（汽相）苯因無儲備量而供應短缺。這種（汽相）苯供量短缺會因為如文獻1所述的“任何反應器進、出料換熱所造成的內部正反饋”而導致溫度失控。這種內部正反饋是這樣造成的：如反應溫度升高，則R-101出口氣溫升高，經E-101換熱而使同量的103管（汽相）苯的過熱溫度升高，會使各分管的“冷”進料不夠“冷”而導致反應床層溫度更升高，如此循環反復，形成內部正反饋。Mobil專利注意到這種“飛溫”的可能性，在圖1所示的流程安排上，在R-101出口氣進入換熱器E-101的管道旁放置了一根旁路管道，一旦出現“飛溫”征兆，即開通這根旁路管，減少甚至截斷對E-101的供熱，以使103總管的（汽相）苯攜帶的熱量減少而斬斷這種內部正反饋。然而，這種開通旁路而阻止“飛溫”的舉措既降低了反應熱的充分利用使整個專利流程的熱效率降低，也沒有解決（汽相）苯瞬時供量不足的根本問題。

    C：（汽相）苯瞬時供量不足的根源是液體苯在蒸發器E-102內由高溫（水）蒸汽傳遞的熱量到其達到氣化潛熱量值后才變成飽和（汽相）苯離開E-102，而液體變成蒸汽的氣化潛熱比較大，需要一定供熱時間才能達到，而且需要一定的汽化空間。圖1所示，沒有專門的汽化空間，其汽化空間僅是（汽相）苯總管包括E-101的管程和各分管的體積之和，顯然由難以瞬時提供飽和（汽相）苯高供量。總之，液態苯變成飽和（汽相）苯的汽化空間不足是造成一根總管分成6根并行分管供量間的動態耦合以及由于作為溫度調節劑所可能引發的瞬時（汽相）苯供量短缺的總根源。

    如圖1所示:R-101的2-6層床層反應溫度與自進料分管(107~115)的“冷“進料流量的串級控制回路因源自1根總管（102乙烯進料總管和103（汽相）苯進料總管）而引發的動態耦合問題，使用自控的矩陣解耦方法可以勉強解決，但也要經過幾個來回的彼長此消到彼消此長的各進料閥門啟閉開度的來回變動過程才會漸趨平穩，但無法維持這種平穩。5*5矩陣因各股進料量大小不等而不對稱，不但矩陣解耦求逆困難，還增加所使用的控制裝置（DCS或FCS）的時空開銷。

    顯然，迄今為止，古今中外的石化工藝生產流程設計實施僅考慮穩態平衡的物料、能量衡算，從不考慮如何達到穩態平衡和維持的動態過程和擾動，這種固有的觀念在Mobil(專利)苯烴化制乙苯流程設計中得到了全盤體現。把總管進料分成6股并行分管進料所衍生的動態耦合的困擾，把2-6層（汽相）苯“冷”進料作為各反應層溫度調節劑所衍生的液態苯汽化空間不足及汽化潛熱的（熱）容量滯后可能導致的瞬時（汽相）苯高供量短缺所造成動態困擾，難以快捷達到并維持的穩態平衡，使生產裝置操作困難的難題留給自控和現場，這應當嗎？這使多年為石化生產服務的筆者萌生了“能消除多股進料動態耦合的反應器系統”專利的構思。

5 “能消除多股進料動態耦合的反應器系統”專利的構思

    既然上面已詳細分析了源自一根進料總管分成并行6股分料所衍生的彼此之間的動態耦合。作為各反應床層（2-6層）溫度調節劑所衍生的“冷”進料（汽相）苯瞬時短缺的根源是無儲備而造成的，那么，如圖2所示，僅在圖1所示Mobil專利流程的基礎上，在乙烯進料總管102至進料分管104、108、110、112、114及116之間加入兩個聯通的空罐子A1-A2；在出自換熱器E-101的（汽相）苯進料總管到105、107、109、111、113及115各（汽相）苯進料分管之間加入并聯的兩個空罐子儲存一定量的（汽相）苯以供瞬時高供量之需，不就從源頭上徹底解決了源自一根總管分成多股并行進料流量所衍生的動態耦合及作為調節劑所衍生的瞬時高供量的短缺問題了嗎？這就是本專利的構思！

    在原有流程中，在乙烯進料總管到6股分進料分管和（汽相）苯總管103至6股并行（汽相）苯進料分管之間各加入兩個聯通的空罐子A1-A2和B1-B2作為緩沖器而形成的穩流器不僅從“源頭”上根除了多股進料所衍生的動態耦合困擾，快捷達到穩態平衡并維持之；而且增加液態苯的汽化空間不僅有利液態苯汽化，緩沖器B1-B2的（汽相）苯儲量還足以解作為各床層反應溫度調節劑的不時高供量之需，完全彌補了液態苯—飽和（汽相）苯因汽化潛熱熱容量大而注定的時間滯后（容量滯后所引起）的供量短缺。顯然，Mobil專利流程把其所衍生的動態耦合困擾和可能短時（汽相）苯高供量短缺留給現場，用5*5動態矩陣解耦的辦法是一種“揚湯止沸，舍本就末”的事倍功半的舉措；而在其流程中于總管至各并行分管之間加入兩個聯通空罐子作為緩沖而構成穩流器簡捷可行而無任何技術難度和風險，是一種“釜底抽薪”的事半功倍的舉措。

    約在12年前，原工作單位在試制苯乙烯、乙苯的催化劑考評（微型）裝置時，制作者就多股進料難以擺平各層溫度控制的穩定而向筆者咨詢。筆者當即告知：在一根（細）總管至各層進料并引支管之間加一段粗管子，立刻見效！制作者愕然而究其原因；知其電路熟悉，即以穩壓電源的RC（濾波）作答，該君立即大徹大悟！寫這段趣聞，無非是告知青年學子，這就是觸類旁通！亦即，二者屬性抽象成數學描述（即數字模型）是完全一樣的，但物理表征大異，僅熟知電路而對石化知識欠缺者能提出這種專利構思嗎？尤其是對已獲廣泛應用的國外大公司的流程專利予以補充和完善！基此，筆者再次重申：不深刻熟知石化工藝、設備、儀表及控制裝置、環保等搞不好石化自控和ERP，尤其是后者涉及石化系統的深度和廣度，近于無處不至！

    筆者的這種立竿見影的即興作答,源自多年石化生產現場工程經驗的厚積薄發以及日常生活體驗的積累。后者體現在筆者原住房子一根自來水管接多個分支龍頭而相互動態耦合的困擾，而新住房屋頂水箱根除了此種困擾。基此，在2004年初，見到圖1所示Mobil的苯烴化(專利)工藝流程圖時即萌發了此項專利構思。
 

圖1

6   在石化工藝流程(設計實施)中顧及如何達到穩態平衡并維持的關鍵是觀念的轉變

    迄今為止，古今中外在石化工藝生產流程(設計實施)中，從來是以穩態的物料衡算和能量衡算的需求安排流程(包括開/停工管線的考慮)和設備裝置，而從不考慮如何達到并維持這種穩態平衡，而把有關動態過程(問題)及生產操作問題給現場與自控是習以為常天經地義的慣例；考慮這種動態問題是石化流程設計、實施的份外事！

    本專利以Mobil(苯烴化專利)流程為例，僅在總管至各并行分管之間加入兩個聯通的空罐子儲備物料構成穩流器就徹底解決了其把總管進料分成多股進料；以及把(汽相)苯“冷”進料流量作為溫控的調節劑所衍生的動態耦合困擾以及液態苯變(汽相)苯的汽化潛熱熱容量大所注定的容量滯后造成瞬時高供量短缺等衍生的后遺癥。這種簡便易行、無任何風險、困難在流程中的增補，在技術合理性上令其無法拒絕，而是在習慣、觀念上難以接受。在國內石化系統更是如此，體現在以下兩個方面：

    A、 國內大型石化生產裝置，尤其是大型化工生產裝置大多是整體從國外引進的，例如上一世紀70年代引進的13套30萬噸合成氨、52萬噸尿素的大型氨廠，相繼引入的4套30萬噸乙烯，近期引進的多個90萬噸乙烯工程等釀成了一種崇洋的風氣。例如一位在技術上負責審核工藝色開發設計的副總對這項在申報專利前的建議，以如下奴性理由拒絕：“有好處，沒壞處；不是非用不可；因為外國人沒有用，我們也不用！”請注意，在石化系統，類似此君信念者并非個別。文獻（1）曾提及外商以技術聯盟為名推銷的APC軟件已全成廢盤，9位數花費全泡湯，前幾年開始搞石化ERP，成批買軟件已花了10位數投資，仍未達到“及格”的初級標準。這個“及格”初級標準就是筆者在文獻（1）中所提示的無需鑒定通過的硬指標，ERP實施是否取代了廠級和公司級的人工制調度？近悉，準備花11位數投資搞MES（離散制造行業的“制造執行系統”）和信息化，與之對照，筆者竟敢對引進的乙烯工程廣泛購買的MOBIL（汽相）苯烴化制乙苯的專利流程進行增補使之完善，簡直是“膽大妄為”。看來，國內“自主創新”成果要在國內石化系統使用是困難的！

    B、 石化工藝流程設計師的慣例——對于新流程或流程改造及增刪等都會異口同聲提出相同的問題：何處成功應用過？筆者充分理解這些工程設計師的心態，做第一個吃大閘蟹的人要承擔風險與責任！對于在流程設計中實施圖2所示的本專利，尤其是在90萬噸乙烯工程中的16萬噸/年苯乙烯項目的苯烴化制乙苯的流程中，在進料總管至各個分管之間加入A1-A2，B1-B2，聯通的空罐子作穩流器有風險嗎？同樣，住房屋頂的（高位）水箱有風險嗎？誠然，過去沒有高位水箱不是也過來了嗎？但現在請君返回到沒有屋頂水箱的住處，你愿意嗎？基此，筆者期望那些已按圖1Mobil專利流程投產的苯烴化制乙苯生產裝置在進行技術改造中使用本專利。
 

圖2

    本專利旨在使Mobil的苯烴化制乙苯的生產裝置快捷達到并長期維持在平穩狀態，不僅保護了催化劑免受溫度頻繁波動而影響壽命，而且縮短了開車時間，把操作人員從長期頻繁、小心細步、慢步的操作困惑中解脫出來。這些間接效益只有待現場使用一個或幾個運行周期后與以前Mobil流程運行情況對照才能得知。期望已投產的這類裝置的廠家先行協同使用本專利。

7    在未來石化工藝流程中使用本專利的展望

    由上述可知，圖1所示的Mobil6層差分式進料一反應器R-101，對于像乙烯與（汽相）苯這樣的零階（與反應物濃度無關）且不可逆的化學反應是最合適不過的了，而對于非零階或可逆的反應未必合適。另外，就固定床反應器而言，按阿累尼斯方程原理，現行常見的一體式、大型立柱式反應器都是積分式反應器，產物濃度隨進入催化劑床層的深度增加而累積增加，則反應推動力卻隨之按指數減少，轉化率隨之下降。雖然，微分式反應器最為理想但難于實現。如圖3所示，接近微分式反應器的由多個并聯（N個）的小型、薄催化劑床層的反應器，隨著制造技術的進步而不難實現（為利用高度，節約用地，可把圖3中N個薄層反應床疊起，分層并行進料而各層出口都接向一根總管出口。）對于解決巨量反應熱積聚，圖3所示把其分成等量N份并行進料，這些并行分進料來自A1-A2，B1-B2穩流器；為利用反應熱，則先行將進料外加熱至至反應溫度，進行反應之后，由各出口氣的反應熱與進口進料用熱交換器換熱而逐步把外加熱撤去。這樣亦可代替Mobil專利的苯烴化差分式反應器R—101，但反應熱沒有全量應用而在熱效率上不如前者。
 

圖3

    反之，圖3所示多個并聯薄床層的小反應器，如在出口匯集后用分子篩把出口氣中的產物與未反應完的反應物分離，把后者返回進料處，則可適用包括零階不可逆反應在內的任何階反應與可逆反應.這樣，既節減了采用汽——液相變的分離方法所需能耗，又保護了環境免受污染。隨著分子篩的發展，筆者預期圖3所示的多個并聯薄催化劑床的反應器將普及使用，則本專利亦將隨之普及。

    最后，告知讀者，對于總管壓力≥0.5MP的多股進料勿需使用緩沖罐組成的穩壓器。

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,2007.6(3):20-27.