精馏塔控制新版系统.doc

第6章 精馏塔控制系统6.1 概述精馏是化工、石油化工、炼油生产过程中应用极为广泛传质传热过程。精馏目是运用混合液中各组分具备不同挥发度，将各组分分离并达到规定纯度规定。精馏过程实质是运用混合物中各组分具备不同挥发度，即同一温度下各组分蒸汽分压不同，使液相中轻组分转移到气相，气相中重组分转移到液相，实现组分分离。轻组分转移提供能量；冷凝器将塔顶来上升蒸汽冷凝为液相，并提供精馏所需回流。精馏过程是一种复杂传质传热过程。体现为：过程变量多，被控变量多，可操纵变量也多；过程动态和机理复杂。因而，熟悉工艺过程和内在特性，对控制系统设计十分重要。6.1.1 精馏塔控制规定精馏塔控制目的是：在保证产品质量合格前提下，使塔回收率最高、能耗最低，虽然总收益最大，成本最小。精馏过程是在一定约束条件下进行。因而，精馏塔控制规定可从质量指标、产品产量、能量消耗和约束条件四方面考虑。1 质量指标精馏塔质量指标是指塔顶或塔底产品纯度。普通，满足一端产品质量，即塔顶或塔底产品之一达到规定纯度，而另一端产品纯度维持在规定范畴内。所谓产品纯度，就二元精馏来说，其质量指标是指塔顶产品中轻组分含量和塔底产品中重组分含量。对于多元精馏而言，则以核心组分含量来表达。核心组分是指对产品质量影响较大组分，塔顶产品核心组分是易挥发，称为轻核心组分；塔底产品核心组分是不易挥发，称为重核心组分。产品组分含量并非越纯越好，因素是，纯度越高，对控制系统偏离度规定就越高，操作成本提高和产品价格并不成比例增长，因而纯度规定应与使 图6.1-1 精馏塔示意图用规定适应。 2物料平衡控制 进出物料平衡，即塔顶、塔底采出量应和进料量相平衡，维持塔正常平稳操作，以及上下工序协调工作。物料平衡控制是以冷凝罐（回流罐）与塔釜液位一定（介于规定上、下限之间）为目的。3能量平衡和经济平衡性指标要保证精馏塔产品质量、产品产量同步，考虑减少能量消耗，使能量平衡，实现较好经济性。4约束条件精馏过程是复杂传质传热过程。为了满足稳定和安全操作规定，对精馏塔操作参数有一定约束条件。气相速度限：精馏塔上升蒸汽速度最大限。当上升速度过高时，导致雾沫带，塔板上液体不能向下流，下层塔板气相组分倒流到上层塔板，浮现液泛现象。最小气相速度限：指精馏塔上升蒸汽速度最小限值。当上升蒸汽速度过低时，上升蒸汽不能托起上层液相，导致漏夜，使板效率下降，精馏操作不能正常进行。操作压力限：每一种精馏塔都存在最大操作压力限制。临界温度限：保证精馏塔正常传热需要、保证适当回流温度，使精馏塔可以正常操作。6.1.2 精馏塔扰动分析影响物料平衡因素涉及进料量和进料成分变化、塔顶馏出物及底部出料量变化。影响能量平衡因素重要涉及进料温度或釜温变化、再沸器加热量和冷凝器冷却量变化及塔环境温度变化等。扰动有可控也有不可控。1 进料流量和进料成分进料流量普通不可控但可测。当进料流量变化较大时，对精馏塔操作会导致很大影响。这时，可将进料流量做为前馈信号，引到控制系统中，构成前馈-反馈控制系统。进料成分影响物料平衡和能量平衡，但进料成分普通不可控，多数状况下也是难以测量。2 进料温度和进料热焓值进料温度和热焓值影响精馏塔能量平衡。控制方略是采用蒸汽压力（或流量）定值控制，或依照提馏段产品质量指标，构成串级控制。3 再沸器加热蒸汽压力再沸器加热蒸汽压力影响精馏塔能量平衡。控制方略是构成塔压定值控制，或将冷却水压力作为串级控制系统副被控变量进行控制。4冷却水压力和温度冷却水温度变化普通不大，对冷却水可不进行控制。使用风冷时控制时方略是依照塔压进行浮动塔压控制。5环境温度环境温度变化较小，且变化幅度不大，因而，普通不用控制。6.2 精馏塔特性6.2.1 精馏塔精态特性精馏塔精态特性可以通过度析塔基本关系来表述，即物料平衡和能量平衡关系。以图6.1-1所示二元简朴精馏过程为例，阐明精馏塔基本关系。1物料平衡关系一种精馏塔，进料与出料应保持物料平衡，即总物料量以及任一组分都符合物料平衡关系。图6.1-1所示精馏过程，其物料平衡关系为：总物料平衡 （6.2-1）轻组分平衡 （6.2-2）由式（6.2-1）和（6.2-2）联立可得： 或 （6.2-3）式中 、分别为进料、顶馏出液和底馏出液流量； 、分别为进料、顶馏出液和底馏出液中轻组分含量。同样也可写成： （6.2-4）从上述关系可看出：当增长时将引起顶、底馏出液中轻组分含量减少，即、下降。而当增长时将引起顶、底馏出液中轻组分含量增长。即、上升。然而，在（或）一定，且一定条件下并不能完全拟定、数值，只能拟定与之间比例关系，也就是一种方程只能拟定一种未知数。要拟定与两个因数，必要建立另一种关系式：能量平衡关系。2能量平衡关系 在建立能量平衡关系时，一方面要理解一种分离度概念。所谓分离度可用下式表达： （6.2-5） 从式（6.2-5）可见：随着分离度增大，而减小，阐明塔系统分离效果增大。影响分离度因素诸多，诸如平均挥发度、理论塔板数、塔板效率、进料组分、进料板位置以及塔内上升蒸汽量和进料量比值等。对于一种既定塔来说： （6.2-6）式（6.2-6）函数关系也可用一近似式表达： （6.2-7）或可表达为： （6.2-8）式中为塔特性因子。 由式（6.2-7）、（6.2-8）可以看出，随着增长，值提高。也就是增长，下降，分离效果提高了。由于是由再沸器施加热量来提高，因此该式实际是表达塔能量对产品成分影响，故称为能量平衡关系式。并且由上述分析可见：增大，塔分离效果提高，能耗也将增长。对于一种既定塔，涉及进料组分一定，只要和一定，这个它分离成果，即与将被完毕拟定。也就是说，由一种塔物料平衡关系与能量平衡关系两个方程式，可以拟定塔顶和塔底组分两个待定因数。上述结论与普通工艺书中所说保持回流比一定，就拟定了分离成果是一致。精馏塔各种扰动因素都是通过物料平衡和能量平衡形式来影响塔操作。因而，弄清精馏塔中物料平衡和能量平衡关系，为拟定合理控制方案奠定了基本。6.2.2 精馏塔动态特性1动态方程建立精馏塔是一种多变量、时变、非线性对象。对其动态特性研究，人们已经做了不少工作。要建立整塔动态方程，一方面要对精馏塔各某些：精馏段、提留段各塔板，进料板，塔顶冷凝器，回流罐，塔釜、再沸器等分别建立各自得动态方程。以图6.2-1所示二元精馏塔第块塔板为例阐明如何建立单板动态方程。总物料平衡： （6.2-9）轻组分平衡： （6.2-10）式中:表达回流量，下标指回流液来自哪块板；表达上升蒸汽量，下标指来自哪一块板上升蒸汽；指液相蓄存量；分别指液相和气相中轻组分含量，同样下标指回流液及上升蒸汽来自哪块塔板。由于各某些动态方程。可整顿得到整塔动态方程组。对于整个精馏塔来说是一种多容量，互相交叉连接复杂过程，要整顿出整塔传递函数是相称复杂。2. 动态影响分析通过上面讨论，可知精馏塔动态方程建立是复杂，特别建立一种精准而又实用动态方程更是具备一定难度。因而从定性角度来分析精馏塔动态影响，对合理设计控制方案有积极指引意义。1） 上升蒸汽和回流影响在精馏塔内，由于上升蒸汽只需克服塔板上极薄覆盖液相阻力，因而上升蒸汽量变化几秒钟内就可影响到塔顶，也就是说上升蒸汽流量变化影响是相称快。然而由塔板下流液相有相称大滞后。当回流量增长时，必要先使积存在塔板上液相蓄存量增长，然后在这增长液体静压柱作用下，才使离开塔板液相速度增长，因此对回流量变化响应存在着滞后。由此可得出这样结论：要使塔上任何一处（除塔顶塔板外）气液比发生变化，用再沸器加热量作为控制手段，要比回流量响应快。2） 组分滞后影响和变化，引起和变化，都是通过每块塔板上组分之间平衡施加影响成果。由于组分要达到静态平衡需要一定期间，因此尽管变化可较快影响到塔顶，但要使塔顶组分浓度变化达到一种新平衡仍要通过不少时间。同样变化也是同样。且需耗费更多时间。组分滞后影响是由于塔板上组分要等到影响组分液相或气相流量稳定较长时间后才干建立平衡。随着塔板上液相蓄存量增长，组分滞后增长。因而塔板数增长及回流比增长，均会导致塔板上液相蓄存量增长，从而导致组分滞后也增长。当再沸器加热量增长而引起增长，通过改进气、液接触，可以减少组分滞后。3） 回流罐蓄液量和塔釜蓄液量引起滞后影响 由物料平衡关系可知：在一定状况下，变化和均能引起和变化。事实上变化是通过变化（在回流罐液位不变时）才干影响到塔内气液平衡，从而控制产品质量和。然而，回流罐有一定蓄液量，从变化到变化会产生滞后。同样变化也是通过变化（在塔釜液位不变时）才干影响到塔内气液平衡，从而控制产品质量和。塔釜蓄液量也会使变化到变化产生滞后，普通塔釜截面积要比回流罐小得多，因此，由于塔釜蓄液量引起滞后要比回流罐蓄液量引起滞后小。6.3 精馏塔被控变量选取 精馏塔被控变量选取，重要是讨论质量控制中被控变量拟定，以及检测点位置等问题。普通，精馏塔质量指标选用有两类：直接产品成分信号和间接温度信号。6.3.1 采用温度作为间接质量指标对于二元精馏塔，当塔压恒定期，温度与成分之间有一一相应关系，因而，惯用温度作为被控变量。对于多元精馏塔。由于石油化工过程中精馏产品大多数是碳氢化合物同系物，在一定塔压下，温度与成分之间仍有较好相应关系，误差较小。因而，绝大多数精馏塔仍采用温度作为间接质量指标。采用温度作为间接质量指标前提是塔压恒定。因而，下述控制方案都以为塔压已经采用了定值控制系统。1 精馏段温度控制精馏段温度控制以精馏段产品质量为控制目的，依照温度检测点位置不同，有塔顶温度控制、敏捷板温度控制和中温控制等类型。操纵变量可选取回流量或塔顶采出量。也可将塔釜采出量作为操纵变量，但应用较少。采用塔顶温度作为被控变量，可以直接反映产品质量，但因邻近塔顶处塔板之间温度差很小，该控制方案对温度检测装置提出较高规定，例如高精准度、高敏捷度等。此外，产品中杂质影响产品沸点，导致对温度扰动，因而，采用塔顶温度控制塔顶产品质量控制方案很少采用，重要用于石油产品按沸点粗级切割馏分解决。采用精馏段敏捷板温度作为被控变量，可以迅速反映产品成分变化。敏捷板是在扰动影响下塔板温度变化最大塔板。因而，该塔板与上下塔板之间有最大浓度梯度，具备迅速过程动态响应。图6.3-1显示第11塔板是敏捷板，该塔板在扰动正反向变化时具备相接近较大增益。敏捷板位置可仿真计算或实测拟定，因塔板效率不易精确预计，因而，实际应用时，可在计算敏捷板上下设立若干温度检测点，依照实际运营状况选取。中温普通指加料板稍上或稍下塔板，或加料板温度。采用中温作为被控变量，可以兼顾塔顶和塔底成分，及时发现操作线变化。但因不能及时反映塔顶或塔底产品成分，因而，不能用于分离规定较高、进料浓度变化较大应用场合。采用精馏段温度控制场合是：对塔顶产品成分规定比对塔底产品成分规定严格；所有为气相进料；塔底或提馏段温度不能较好反映组分变化，即组分变化时，提馏段塔板温度变化不明显，或进料具有比塔底产品更重影响温度和成分关系重杂质。2提馏段温度控制提馏段温度控制以提馏段产品质量为控制目的，依照温度检测点位置可分为塔底温度、敏捷板温度和中温控制等。操纵变量可选取再沸器加热蒸汽量或塔底采出量。也可将塔顶采出量作为操纵变量，但应用较少。控制方略与精馏段温度控制类似。采用提馏段温度控制场合是：对塔底产品成分规定比对塔顶产品成分规定严格；所有为液相进料；塔顶或精馏段温度不能较好反映组分变化，即组分变化时，精馏段塔板温度变化不明显，或进料具有比塔顶产品更轻影响温度和成分关系轻杂质；采用回流控制时，回流量较大，它微小变化对产品成分影响不明显，而较大变化又会影响精馏塔平稳操作场合。3采用压力补偿温度作为间接质量指标塔压恒定是采用精馏塔温度控制前提。当塔压变化或精密精馏等控制规定较高时，微小压力变化将影响温度和成分之间关系，因而，需对温度进行压力补偿。惯用补偿办法有温差控制、双温差控制和补偿计算控制。1）温差控制精馏塔中，成分是温度和塔压函数，当塔压恒定或有较小变化时，温度与成分有一一相应关系。但精密精馏时，产品纯度规定较高，微小塔压变化将引起成分波动。例如，苯-甲苯分离时，压力变化6.67kPa，苯沸点变化为2。温差控制原理是以保持塔顶（或塔底）产品纯度不变为前提，塔压变化对两个塔板上温度均有影响，且影响有几乎相似变化，因而，温度差可保持不变。普通选取一种塔板温度和成分保持基本不变作为基准温度，例如，选取塔顶（或稍下）或塔底（或稍上）温度。另一点温度选取敏捷板温度。温差控制常应用于分离规定较高精密精馏。例如，苯-甲苯-二甲苯、乙烯-乙烷、丙烯-丙烷等精密精馏。应用时要注意选取适当温度检测点位置，合理设立温差设定值，操作工况要平稳。2）双温差控制精馏塔温差控制缺陷是进料流量变化时，会引起塔内成分变化和塔压压降变化。她们都使温差变化。前者使温差减小，后者使温差增大，使温差与成分呈现非单值函数关系。双温差控制设计思想是进料对精馏段温差影响和对提馏段温差影响相似，因而，可用双温差控制来补偿因进料流量变化导致对温差影响。应用时除了要适当选取温度检测点位置外，对双温差设定值也要合理设立。3）依照压力补偿计算温度设定值控制采用计算机控制装置或DCS进行精馏塔控制时，由于计算机具备强大计算功能，因而，对塔压变化影响也可用塔压补偿计算办法进行。补偿公式如下: (6.3-1)式中，是产品所需成分在塔压时相应温度设定值；是塔压测量值；是设计塔压值；是在实际塔压条件下温度设定值。因而，构成依照塔压模型计算温度设定值控制系统。应用时需合理设立补偿公式中系数项，普通，取到二次幂已经满足控制规定。当精准度不能满足产品纯度规定期，也可增长幂次。此外，对塔压信号需进行滤波，温度检测点位置应适当，补偿系数应适当。6.4 精馏塔基本控制精馏塔有各种被控变量和各种操纵变量，合理选取她们配对，有助于减小系统关联，并使精馏塔操作平稳。 欣斯基1经研究提出了精馏塔控制中变量配对三条准则：当仅需要控制塔一端产品时，应选用物料平衡方式控制该端产品质量；塔两端产品流量较小者，应作为操纵变量去控制塔产品质量；当塔两端产品均需按质量控制时，普通对含纯产品较少，杂质较多一端采用物料平衡方式控制其质量，对含纯产品较多，杂质较少一端采用能量平衡方式控制其质量。当选用塔顶产品馏出物流量或塔底采出量作为操纵变量控制产品质量时，称为物料平衡控制方式，当选用塔顶回流量或再沸器加热蒸汽量作为操纵变量时，称为能量平衡控制。6.4.1产品质量开环控制精馏塔产品质量开环控制是不采用质量指标作为被控变量控制。这里，质量开环控制指没有依照质量指标控制。因而，精馏塔质量开环控制重要是依照物料平衡关系，从外围控制精馏塔（或）和，使其产品满足工艺规定。1.固定回流量和蒸汽量当进料量及其状态恒定期，采用回流量、蒸汽量定值控制，就能使和固定，有公式可知，产品成分就可拟定。控制方案如图6.4-1所示，变量配对见表1-2。表1-2 固定回流和蒸汽量变量配对被控变量回流量再沸器加热蒸汽回流罐液位塔釜液位操纵变量回流量再沸器加热蒸汽塔顶流出液量塔底采出液量为消除进料量扰动，可对进料量进行定值控制。当进料量来自上一工序，变化很大时，可将进料量作为前馈信号，与回流量和蒸汽量构成前馈-反馈控制系统。2.固定塔顶馏出量和蒸汽量当回流比很大时，控制馏出量比控制回流量更有利。例如， =50， =1，则控制回流量变化1%，将变化50%，因而，采用控制可使操作更平稳。控制系统变量配对见表1-3，控制方案如图6.4-2所示。表1-3 固定塔顶馏出量和蒸汽变量配对 被控变量塔顶流出液量再沸器加热蒸汽回流罐液位塔釜液位操纵变量塔顶流出液量再沸器加热蒸汽回流量塔底采出液量3.固定塔底采出量和回流量控制塔底采出量与控制再沸器蒸汽量控制方案与方案一相似。方案始终接控制蒸汽量，塔釜液位则改用蒸汽量控制。变量配对见表1-4，控制方案如图6.4-3所示。表1-4 固定塔底采出量和回流量变量配对被控变量回流量再沸器加热蒸汽回流罐液位塔釜液位操纵变量回流量再沸器加热蒸汽塔顶流出液量塔底采出液量 图6.4-1 开环质量控制方案一 图6.4-2 开环质量控制方案之二 图6.4-3 开环控制方案之三6.4.2 按精馏段指标控制按精馏段质量指标进行控制是在精馏段温度或成分作为被控变量控制。如果操纵变量是产品出料，则称为间接物料平衡控制。1.直接物料平衡控制该控制方案被控变量是精馏段温度，可以是塔顶温度。操纵变量是塔顶馏出量，同步，控制塔釜蒸汽加热量恒定。变量配对见表1-5，控制方案如图6.4-4所示。表1-5 精馏塔直接物料平衡控制变量配对被控变量精馏段温度再沸器加热蒸汽回流罐液位塔釜液位操纵变量塔顶馏出量再沸器加热蒸汽回流量塔底采出液量该控制方案长处是物料和能量平衡之间关联最小，内回流在环境温度变化时基本不变，产品不合格时不出料。该控制方案缺陷是控制回路滞后大，变化后，需经回流罐液位变化并影响回流量，再影响温度，因而，动态响应较差。合用于塔顶馏出量很小（回流比很大）、回流罐容积较小精馏操作。当馏出量有较大波动时，还可将精馏段温度作为被控变量，馏出量作为副被控变量构成串级控制系统。2.间接物料平衡控制 由于回流变化后再影响馏出量，因而是间接物料平衡控制。精馏段变量配对见表1-6，控制方案如图6.4-5所示。表1-6 精馏段间接物料平衡控制变量配对被控变量精馏段温度再沸器加热蒸汽回流罐液位塔釜液位操纵变量回流量再沸器加热蒸汽塔顶馏出量塔底采出液量该控制方案长处是控制作用及时，温度稍有变化就可通过回流量进行控制，动态响应快，对克服扰动影响有利。该控制方案缺陷是内回流受外界环境温度影响大，能量和物料平衡直接关联大。重要使用于回流比不大于0.8及需要动态响应迅速精馏操作，是精馏塔最惯用控制方案。当内回流受环境温度影响较大时，可采用内回流控制；当回流量变动较大时，可采用串级控制；当进料量变动较大时，可采用前馈-反馈控制等。 图6.4-4 精馏段直接物料平衡控制 图6.4-5 精馏段间接物料平衡控制6.4.3 按提馏段指标控制 按提馏段质量指标进行控制是将提馏段温度或成分作为被控变量控制。可分为直接物料平衡控制和间接物料平衡控制。1.直接物料平衡控制依照提馏段温度控制塔底采出量控制方案是直接物料平衡控制。同步，保持回流比或回流量恒定。变量配对见表1-7，控制方案如图6.4-6所示。表1-7 提留段直接物料平衡控制变量配对被控变量提馏段温度回流量回流罐液位塔釜液位操纵变量塔底采出液量回流量塔顶馏出量再沸器加热蒸汽该控制方案具备能量和物料平衡关系关联小，塔底采出量较小时操作较平稳，产品不合格时不出料等特点。但与精馏段直接物料平衡控制方案相似，动态响应较差，滞后较大，液位控制回路存在反向特性。合用于很小，且0.2精馏操作。2.间接物料平衡控制采用再沸器加热量作为操纵变量，控制提馏段温度控制是间接物料平衡控制。采用回流量或回流比定值控制。变量配对见表1-8，控制方案如图6.4-7。表1-8 提馏段间接物料平衡控制变量配对被控变量提馏段温度回流量回流罐液位塔釜液位操纵变量再沸器加热蒸汽回流量塔顶馏出量塔底采出液量 图6.4-6 提馏段直接物料平衡控制 图6.4-7 提留段间接物料平衡控制该控制方案具备响应快、滞后小特点，能迅速克服进入精馏塔扰动影响。缺陷是物料平衡和能量平衡关系有较大关联。合用于 2.0精馏操作。6.4.4精馏塔塔压控制精馏塔压恒定是采用温度作为间接质量指标为前提。影响塔压因素有：进料流量、进料成分、进料温度、塔釜加热蒸汽量、回流量、回流液温度、冷却剂压力等。1.加压精馏塔压力控制（1） 液相采出，流出物含大量不凝物。控制方案如图6.4-8。 当冷凝器阻力较小，用回流罐气相压力能反映塔压变化时，可取自回流罐气相压力，以提高动态响应。（2） 液相采出，流出物含小量不凝物。采用分程控制，控制方案如图6.4-9。 图6.4-8 液相采出，流出物含大量不凝物 图6.4-9 液相采出，流出物含少量不凝物 塔压先通过变化冷却剂量调节，当冷剂全开后，塔压仍不能下降时，阐明塔内已积存较多不凝性气体，这时，打开气相排气阀，将不凝性气体排放，减少塔压。（3） 液相采出，流出物含微量不凝物(如图6.4-10(a)(b)(c)所示)。方案（a）用塔压控制冷却水量，最节约冷却水量。方案（b）用冷凝液面控制冷却量，动态响应差。方案（c）用热旁路，变化进入冷凝器气体推动力，即变化冷凝器两端压差，动态响应较敏捷。 (a) (b) (c)图6.4-10(a)(b)(c)气相采出时塔压控制方案（4） 气相采出。以气相采出量作为操纵变量构成单回路控制系统（如图6.4-11所示）。 图6.4-11气相采出时塔压控制方案当气相采出是下一工序进料时，可采用塔压为主被控变量、气相出料流量为副被控变量串级均匀控制系统。2 减压精馏塔压力控制当减压塔压力控制采用蒸汽喷射泵抽真空时，可采用如图6.4-12所示控制方案。由于蒸汽喷射压力与真空度有一一相应关系，因而，可采用蒸汽喷射压力恒定控制系统，同步，采用吸入支管控制阀进行微调。当减压塔压力采用电动真空泵时，常采用调节不凝气体抽出量来保证塔顶真空度，控制阀安装在真空泵回流管。 图6.4-12 减压塔压力控制3 常压精馏塔压力控制对塔顶压力恒定规定不高时，可采用常压精馏。它不需要压力控制系统。仅需在精馏设备（冷凝罐或回流罐）上设立一种通大气管道，用于平衡压力。如果空气进入塔内会影响产品质量或引起事故时、或对塔顶压力稳定规定较高时，应采用类似加压塔压力控制，防止空气吸入塔内并稳定塔压。有时亦采用常压塔塔压力控制，塔釜压力恒定等效于控制塔压力降恒定。被控变量是塔釜气相压力，操纵变量是加热蒸汽量。分离规定不太严格常压塔常采用该方案。6.5 精馏塔新型控制方案 随着控制技术不断发展，新型控制方案、控制算法不断浮现，自动化控制技术工具也有了飞速发展，特别是计算机在工业过程中应用日益广泛，使得精馏过程控制中新控制方案层出不穷，控制系统品质指标越来越高，保证了塔平稳操作，以及满足了工艺提出各种新规定。本节将对精馏塔控制中新型方案使用作一种基本简介。6.5.1 解耦控制这里对在精馏控制中解耦控制应用作必要分析。当对精馏塔塔顶和塔底产品质量均有规定期，有时可设立两个产品质量控制系统，图6.5-1就是一种两端产品质量均加控制方案。但是此类方案经常是失败，核心是两个质量控制系统之间存在着互有关联影响。这样，当两套系统同步运营时，互相影响，产生所谓“打架”现象，导致两套系统均无法正常运营。解决上述矛盾办法是：对精馏操作被控变量与控制变量之间进行不同配对，选用关联影响小配对方案；或在控制器参数整定上寻找出路；或是把两套质量控制系统砍掉一套，而以上这些办法有解决不了严重关联影响时，则可以采用解耦控制。 图6.5-1 精馏塔两端产品质量控制图6.5-2给出了精馏塔解耦控制方块图在两个控制回路中引入一种解耦控制装置并按照解耦控制理论办法，就能实现解耦控制。由于精馏塔是一种非线性、多变量过程，精确求取解耦装置动态特性是很困难，而静态特性求取较为容易。因而当前精馏塔解耦重要采用静态解耦。如果尚不能满足需要，可在静态解耦基本上作恰当动态补偿。对于有各种侧线采出精馏塔，将有各种质量指标需要加以控制。此时，为克服它们之间互有关联，需要采用多变量解耦控制系统。图6.5-2精馏塔解耦控制方框图6.5.2 精馏塔节能控制 石油化工行业是工业生产能耗大户，而精馏过程往往又占典型石油化工生产过程能耗40%左右。因而精馏塔节能控制成为人们研究重要课题。在以往工艺生产中，为了保证产品合格，对精馏操作习惯采用超高质量过度离操作，使用加大回流比，增长再沸器上升蒸汽量等消耗过多能量手段，换取一种在较宽操作范畴内均能获得合格产品质量保障。这意味着精馏塔节能是大有潜力。精馏塔节能控制，首要是把过于保守过度离操作，转变为严格控制产品质量“卡边”生产。但这必要有适当自控方案来保证塔抗干扰能力，稳定塔正常操作。同步，也可以对工艺惊醒必要改进，配备相应控制系统，充分运用精馏操作中能量，减少能耗。1） 浮动塔压控制方案精馏塔普通都在恒定塔压条件下操作，其因素：一是在稳定压力条件下操作，有助于保证塔平稳；另一方面当温度为间接质量指标时，能较对的反映成分变化。然而，从节能或经济观点来考虑，塔压恒定未必是合理，特别当冷凝器采用风冷或水冷状况时，更是如此。因而，有人提出把恒定塔压控制改为浮动塔压控制设想。（1）塔压浮动目得所谓塔压浮动，即在也许条件下，把塔压尽量减少，有助于能量节约。详细来说，它压下降，可以从两方面减少能耗。减少操作压力，将增长组分间相对挥发度，这样组分分离容易，使再沸器加热量下降，节约能量。固然此时冷凝器负荷增大，冷剂量消耗增多，但冷剂量普通比热剂成本低，特别在采用风冷或水冷时，节能效益更大。减少操作压力，使整个精馏系统气液平衡温度下降，提高了再沸器两侧传热温差，再沸器在消耗同样热剂状况下，加热能力增大了。与此同步，由于平衡温度下降，减少了在再沸器传热壁上结垢现象，也有助于维持再沸器传热能力。综上所述：尽量地减少塔操作压力，能节约大量能量，确是精馏塔操作节能一种举措。然而，塔压减少必要满足下列条件，才干在获得节能同步，使精馏塔操作符合工艺规定，正常而平稳地进行。（2）塔压浮动条件质量指标选用必要适应塔压浮动需要。普通状况下，以成分信号作为直接质量指标是最适当，其丝毫不受塔压浮动影响。如果采用温度作为间接质量指标，则应依照工艺规定，采用必要压力补偿办法。塔压减少限度受冷凝器最大冷却能力制约。塔压减少，增大冷凝器负荷，容许最低操作压力应视冷凝器与否有能力把塔顶气相物料冷凝下来而定。塔压浮动但不能浮现突变。容许塔压浮动，但在外干扰作用下，不能浮现突变。由于塔压突变有也许破坏气液平衡，并且压力突然下降，会引起塔板上液体闪蒸，从而浮现液泛。这些都将影响精馏塔操作正常进行。（3）塔压浮动控制实行为了节能，采用精馏塔塔压浮动操作，必要满足上述三个条件。其中1、2两条在方案拟定期都已作了考虑，在详细方案实行时，重要侧重在防止压力突然变动上。图6.5-3所示为一种精馏塔浮动塔压控制方案。这个方案是在原塔压控制系统基本上，增长了一种具备纯积分作用阀位控制VPC，从而起到浮动塔压操作所规定两个作用。不论冷凝器冷却状况如何变化（如遇暴风雨降温），VPC作用可使塔压不会突变，而是缓慢地变化，始终浮动到冷剂也许提供最低压力点。为保证冷凝器总在最大负荷下操作，控制阀应启动到最大开度。考虑到需有一定控制余量，阀位极限值可设定在90%开度或更大某些数值。 图6.5-3 浮动塔压控制方案图6.5-3中PC为普通PI控制器，VPC则是纯积分或大比例带PI控制器。PC控制系统应整定成操作周期短，过程反映快，普通积分时间获得较小，例如为2 min左右。而VPC操作周期长，过程反映慢，普通积分时间获得较大，如积分时间为60 min。因而在分析中可假定忽视PC系统和VPC系统之间动态联系。即分析PC动作时，可以以为VPC系统是不动作；而分析VPC系统时，又可以为PC系统是瞬时跟踪。2） 从化学热力学观点选用节能方案在用热油作为再沸器热剂精馏系统中，可以采用图6.5-4所示提馏段温度控制系统。在这个温度控制系统中，提馏段温度控制器通过控制再沸器热油阀来保持塔内温度。热油循环系统是通过调节加热炉燃料油量来维持塔内温度。该系统与普通塔内温度控制系统不同地方是：此外设立了一种阀位控制系统VPC和热油温度控制系统T2C。由于VPC和T2C工作，使此塔内温度控制系统能尽量减少能量消耗。本系统依托VPC和T2C可以使热油控制阀V2总是处在尽量打开工作状态，如开度处在90%开度，有一定余量。V2开度大，燃油量大，由一定加热量规定可知，热油温度将会尽量减少。从化学热力学观点来看，阀节流损失减少，加热燃料量下降；燃油温度低，烟道气能量损失也可减少。 图6.5-4 节能提馏段温度控制系统这样能节约不少无谓能量损失。 系统动作过程可简朴分析如下：当塔内温度升高时，T1C动作使热油阀V2先关小。与此同步，VPC动作，其输出变化使T2C给定值减少。T2C动作，把燃料油阀V1关小，减少燃料油量，使加热炉出口温度也随之下降，于是热油阀V2又打开，压降减少。循环往复，当使塔内温度调到工艺设定给定值时，VPC变化T2C给定值，直到满足热油阀V290%开度时最低热油温度值。3） 能量综合运用控制方案在普通精馏过程中，塔釜再沸器需要用加热剂加热，而塔顶冷凝器又要用冷剂除热，两者均需消耗能量，可否从主线上变化这一状况，从理论上来说是完全也许，基本上可有两种办法。1）把塔顶蒸汽作为本塔塔底热源。但由于塔顶蒸汽冷凝温度低于塔底液体沸腾温度，热量不能由低温处直接向高温处传递，解决办法是采用热泵技术。2）在几种塔串联成塔组时，用上一塔蒸汽作为下一塔热源。但必要规定上塔塔顶温度远高于下塔塔底温度，并设立有效控制方案，消除这种工艺流程带来两塔间关联影响。以上两种办法详细实行，限于篇幅，本书不一一列举，可查阅关于书刊。6.5.3 精馏塔最优控制 所谓精馏塔最优控制，是指在产品质量保证一定规格前提下，综合某些规定，规定一种明确指标，并使其达到最优。对于精馏过程来说，最优化级别可分为三级：单塔最优化、装置（机组）最优化、全厂（车间）最优化。普通来说，最优化级别越高，包括环节越多，问题越复杂，达到稳定最优状况也许性就越小。在干扰频繁状况下，甚至永远达不到最优控制目的。因而实现单塔或局部最优也许性大，并且也是高一级最优控制基本。实现最优化两个核心是：拟定目的函数；决定最优控制办法。1 目的函数在多数状况下，最优化目的函数重要从经济上来考虑。普通选用利润函数、亏损函数或成本函数。例如利润函数为：= (6.5-1)式中 单位时间成品产量； 成品单价； 单位时间内原料进料量； 原料单价； 单位时间消耗能源； 能源单价。 又如成本函数为： （6.5-2）式中 单位时间内原料进料量； 塔底成品单位时间采出量；、塔顶、塔底成品单价； 塔底采出成品中轻组分含量； 单位时间消耗能源； 能源单价。 式（6.5-2）所示是成本函数，其中塔顶馏出成品单价要比塔底采出成品高，也就是；即为从底部采出，不能在顶部收回轻组分，于是（-）表达了单位进料中轻组提成品价值损失；为单位进料能量成本。2 最优控制实现办法普通来说，最优控制实现办法有两类：搜索法和模型法。前者采用反馈办法，后者采用是前馈办法。单纯搜索法不能合用于精馏塔最优控制。一方面由于精馏过程滞后大，每步搜索后必要等精馏塔变量变化后，才干做出对下一步搜索判断。这样，整个搜索过程就要耗费很长时间。同步，要保证搜索判断对的性，每步搜索之间不容许有进一步扰动，但精馏塔是一种多变量对象，扰动因素多且干扰是随机，这就影响搜索判断精准性。模型法在精馏中应用同样受到局限。由于模型法精准限度取决于被控过程数学模型精度，这一点对于精馏过程来说，也是较难得到。精馏塔最优控制往往是把搜索法与模型法结合起来进行。先建立近似模型，在计算机上离线搜索试差，充分发挥数字模仿迅速搜索长处。然后把离线搜索成果放到精馏塔上进行再线搜索，获得适应实际过程最优化搜索成果。普通较少采用精馏塔动态最优，这是由于精馏塔动态模型十分复杂，实现动态最优误差大，并且计算工作量极大，需采用昂贵大容量计算机，普通状况下以静态模型最优加以必要动态补偿。3 静态最优示例现以图6.1-1所示二元精馏过程为例，阐明静态最优是如何求得。1） 建立静态数学模型由二元精馏物料平衡，能量平衡关系可得其静态数学模型为： （6.5-3） （6.5-4）2） 拟定目的函数取成本函数为本例目的函数： （6.5-5）成本函数表达式（6.5-5）中可表达到： （6.5-6）式中