《過程控制系統(tǒng)及工程》課件第6章

第6章精餾塔控制系統(tǒng)6.1精餾塔控制系統(tǒng)概述6.2精餾塔的特性6.3精餾塔被控變量的選擇6.4精餾塔的基本控制6.5精餾塔的新型控制方案思考題與習題

6.1精餾塔控制系統(tǒng)概述

精餾是化工、石油化工、煉油生產過程中應用極為廣泛的傳質傳熱過程。精餾的目的是利用混合液中各組分具有不同揮發(fā)度的性質,將各組分分離,并達到規(guī)定的純度要求。精餾過程的實質是利用混合物中各組分具有不同的揮發(fā)度,即同一溫度下各組分的蒸汽分壓不同,使液相中的輕組分轉移到氣相,氣相中的重組分轉移到液相,實現(xiàn)組分的分離。輕組分的轉移提供能量。冷凝器將塔頂來的上升蒸汽冷凝為液相,并提供精餾所需的回流。

精餾過程是一個復雜的傳質傳熱過程，表現(xiàn)為過程變量多,被控變量多,可操縱的變量也多，過程動態(tài)和機理復雜。因此,熟悉工藝過程和內在特性,對控制系統(tǒng)的設計十分重要。6.1.1精餾塔的控制要求

精餾塔的控制目標是:在保證產品質量合格的前提下,使塔的回收率最高，能耗最低,即總收益最大,成本最小。

精餾過程是在一定的約束條件下進行的。因此,精餾塔的控制要求可從質量指標、操作條件、能量平衡和約束條件四方面考慮。

1.質量指標

精餾塔的質量指標是指塔頂或塔底產品的純度。通常,滿足一端的產品質量,即塔頂或塔底產品之一達到規(guī)定純度,而另一端產品的純度維持在規(guī)定范圍內。所謂產品的純度,就二元精餾來說,其質量指標是指塔頂產品中輕組分含量和塔底產品中重組分含量。對于多元精餾而言,則以關鍵組分的含量來表示。關鍵組分是指對產品質量影響較大的組分,塔頂產品的關鍵組分是易揮發(fā)的,稱為輕關鍵組分;塔底產品的關鍵組分是不易揮發(fā)的,稱為重關鍵組分。產品組分含量并非越純越好,原因是,純度越高,對控制系統(tǒng)的偏離度要求就越高,操作成本的提高和產品的價格并不成比例增加,因此純度要求應與使用要求適應。

2.操作條件

進出物料平衡,即塔頂、塔底采出量應和進料量相平衡,維持塔的正常平穩(wěn)操作,以及上下工序的協(xié)調工作。物料平衡的控制是以冷凝罐(回流罐)與塔釜液位一定(介于規(guī)定的

上、下限之間)為目標的。

3.能量平衡

在保證精餾塔產品質量、產品產量的同時,要考慮降低能量的消耗,使能量平衡,實現(xiàn)較好的經濟性。

4.約束條件

精餾過程是復雜的傳質傳熱過程。為了滿足穩(wěn)定和安全操作的要求,對精餾塔操作參數(shù)有一定的約束條件,具體有以下幾方面：

(1)氣相速度限:精餾塔上升蒸汽速度的最大限。當上升速度過高時,造成霧沫帶,上層塔板上的液體不能向下流,下層塔板的氣相組分倒流到上層塔板,出現(xiàn)液泛現(xiàn)象。

(2)最小氣相速度限:指精餾塔上升蒸汽速度的最小限值。當上升蒸汽速度過低時,上升蒸汽不能托起上層的液相,造成漏液,使板效率下降,精餾操作不能正常進行。

(3)操作壓力限:每一個精餾塔都存在最大操作壓力限制。

(4)臨界溫度限:保證精餾塔的正常傳熱需要,保證合適的回流溫度,使精餾塔能夠正常操作。6.1.2精餾塔的擾動分析

精餾塔的主要擾動分為影響物料平衡的因素和影響能量平衡的因素，具體如下：

(1)影響物料平衡的因素包括進料量和進料成分的變化、塔頂餾出物及底部出料量的變化。

(2)影響能量平衡的因素主要包括進料溫度或釜溫的變化、再沸器加熱量和冷凝器冷卻量的變化及塔的環(huán)境溫度的變化等。

以上這些擾動有可控的,也有不可控的。

1.進料流量和進料成分

進料流量通常不可控,但可測。當進料流量變化較大時,對精餾塔的操作會造成很大的影響。這時,可將進料流量做為前饋信號,引到控制系統(tǒng)中,組成前饋-反饋控制系統(tǒng)。

進料成分影響物料平衡和能量平衡,但進料成分通常不可控,多數(shù)情況下也是難以測量的。

2.進料溫度和進料熱焓值

進料溫度和熱焓值影響精餾塔的能量平衡?？刂撇呗允遣捎谜羝麎毫?或流量)定值控制,或根據(jù)提餾段產品的質量指標,組成串級控制。

3.再沸器加熱蒸汽壓力

再沸器加熱蒸汽壓力影響精餾塔的能量平衡。控制策略是組成塔壓的定值控制,或將冷卻水壓力作為串級控制系統(tǒng)的副被控變量進行控制。

4.冷卻水壓力和溫度

冷卻水溫度的變化通常不大,對冷卻水可不進行控制。使用風冷控制時,策略是根據(jù)塔壓進行浮動塔壓控制。

5.環(huán)境溫度

環(huán)境溫度的變化較小,且變化幅度不大,因此,一般不用控制。

6.2精餾塔的特性

6.2.1精餾塔的靜態(tài)特性

精餾塔的靜態(tài)特性可以通過分析塔的基本關系來表述,即物料平衡和能量平衡關系。下面以圖6.2-1所示的二元簡單精餾過程為例,說明精餾塔的基本關系。圖6.2-1精餾塔示意圖

1.物料平衡關系

一個精餾塔,進料與出料應保持物料平衡,即總物料量以及任一組分都符合物料平衡關系。圖6.2-1所示的精餾過程,其物料平衡關系為

總物料平衡:

F=D+B

(6.2-1)

輕組分平衡:

F·zf=D·xD+B·xB

(6.2-2)將式(6.2-1)和式(6.2-2)聯(lián)立可得:

或(6.2-3)

式中:F、D、B分別為進料、頂餾出液和底餾出液流量;

zf、xD、xB分別為進料、頂餾出液和底餾出液中輕組分的含量。同樣也可寫成

(6.2-4)

從上述關系可看出:當D/F增加時,將引起頂、底餾出液中輕組分的含量減少,即xD、xB下降;而當B/F增加時,將引起頂、底餾出液中輕組分的含量增加,即xD

、xB上升。然而,在D/F(或B/F)一定,且zf一定的條件下,并不能完全確定xD、xB的數(shù)值,只能確定xD與xB之間的比例關系,也就是一個方程只能確定一個未知數(shù)。要確定xD與xB兩個因數(shù),必須建立另一個關系式,即能量平衡關系。

2.能量平衡關系

在建立能量平衡關系時,首先要了解一個分離度的概念。分離度s可用下式表示:

(6.2-5)從式(6.2-5)可以看出:隨著分離度s的增大,而xB減小,說明塔系統(tǒng)的分離效果增強。影響分離度s的因素很多,諸如平均揮發(fā)度、理論塔板數(shù)、塔板效率、進料組分、進料板位置以及塔內上升蒸汽量V和進料量F的比值等。對于一個既定的塔來說,有

(6.2-6)

式(6.2-6)的函數(shù)關系也可用一近似式表示:

(6.2-7)或可表示為

(6.2-8)

式中,β為塔的特性因子。

由式(6.2-7)、式(6.2-8)可以看出,隨著V/F的增加,s值提高,也就是xD增加,xB下降,分離效果提高了。由于V是由再沸器施加熱量來提高的,所以該式實際是表示塔的能量對產品成分的影響,故稱為能量平衡關系式。而且由上述分析可以看出,隨著V/F的增大,塔的分離效果提高,能耗也將增加。對于一個既定的塔,包括進料組分一定,只要D/F和V/F一定,這個塔的分離結果,即xD與xB將被完全確定。也就是說,由一個塔的物料平衡關系與能量平衡關系兩個方程式,可以確定塔頂和塔底組分兩個待定因數(shù)。

上述結論與一般工藝書中所說保持回流比R=L/D一定,就確定了分離結果是一致的。

精餾塔的各種擾動因素都是通過物料平衡和能量平衡的形式來影響塔的操作。因此,弄清精餾塔中的物料平衡和能量平衡的關系,就為確定合理的控制方案奠定了基礎。6.2.2精餾塔的動態(tài)特性

1.動態(tài)方程的建立

精餾塔是一個多變量、時變、非線性對象。對其動態(tài)特性的研究,人們已經做了不少工作。要建立整塔的動態(tài)方程,首先要對精餾塔的各部分,包括精餾段、提餾段各塔板,進料板,塔頂冷凝器,回流罐,塔釜,再沸器等分別建立各自的動態(tài)方程。以圖6.2-2所示的二元精餾塔的第j塊塔板為例,說明如何建立單板動態(tài)方程。圖6.2-2精餾塔第j塊塔板物料流動情況總物料平衡關系為

(6.2-9)

輕組分平衡關系為

(6.2-10)式中:L表示回流量,下標指回流液來自哪塊板;V表示上升蒸汽量,下標指來自哪一塊板的上升蒸汽;M指液相的蓄存量;x、y分別指液相和氣相中輕組分的含量,同樣，下標指回流液及上升蒸汽來自哪塊塔板。

由各部分的動態(tài)方程,可整理得到整塔的動態(tài)方程組。對于整個精餾塔來說是一個多容量的,相互交叉連接的復雜過程,要整理出整塔的傳遞函數(shù)是相當復雜的。

2.動態(tài)影響分析

通過上面的討論,可知精餾塔動態(tài)方程的建立是復雜的,尤其建立一個精確而又實用的動態(tài)方程更是具有一定的難度。因此從定性的角度來分析精餾塔的動態(tài)影響,對合理設計控

制方案有積極的指導意義。

1)上升蒸汽和回流的影響

在精餾塔內,由于上升蒸汽只需克服塔板上極薄覆蓋的液相阻力,因此上升蒸汽量的變化幾秒鐘內就可影響到塔頂,也就是說上升蒸汽流量變化的影響是相當快的。

然而,由塔板下流的液相有相當大的滯后。當回流量增加時,必須先使積存在塔板上的液相蓄存量增加,然后增加的液體在靜壓柱的作用下,才使離開塔板的液相速度增加,所

以對回流量變化的響應存在著滯后。

由此可得出這樣的結論:要使塔上的任何一處(除塔頂塔板外)的氣液比發(fā)生變化,用再沸器的加熱量作為控制手段,要比回流量的響應快。

2)組分滯后的影響

V和L的變化,引起xD和xB的變化,都是通過對每塊塔板上組分之間的平衡施加影響的結果。由于組分要達到靜態(tài)平衡需要一定的時間,因此盡管V的變化可較快影響到塔頂,但要使塔頂組分濃度xD的變化達到一個新的平衡,仍要經過比較長的時間。同樣,D的變化也要花費較長甚至更長的時間。

組分滯后的影響是由于塔板上的組分要等到影響組分的液相或氣相流量穩(wěn)定較長時間后才能建立平衡。隨著塔板上液相蓄存量的增加,組分滯后增加,因此塔板數(shù)的增加及回流比的增加,均會造成塔板上液相蓄存量的增加,從而導致組分的滯后也增加。再沸器加熱量Q的增加引起V的增加,通過改善氣、液接觸,可以減少組分的滯后。

3)回流罐蓄液量和塔釜蓄液量引起的滯后影響

由物料平衡關系可知:在F一定的情況下,改變D和B,均能引起xD和xB的變化。實際上,D的變化是通過L的變化(在回流罐液位不變時)才能影響到塔內的氣液平衡,從而控制產品的質量xD和xB。然而,回流罐有一定的蓄液量,從D到L的變化會產生滯后。同樣,B的變化也是通過V的變化(在塔釜液位不變時),才能影響到塔內的氣液平衡,從而控制產品的質量xD和xB。塔釜的蓄液量也會使B的變化到V的變化產生滯后。通常塔釜截面積要比回流罐小得多,所以由塔釜蓄液量引起的滯后要比由回流罐的蓄液量引起的滯后小。

6.3精餾塔被控變量的選擇

精餾塔被控變量的選擇,主要是討論質量控制中的被控變量的確定,以及檢測點的位置等問題。通常,精餾塔的質量指標選取有兩類,即直接的產品成分信號和間接的溫度信號。對于二元精餾塔,當塔壓恒定時,溫度與成分之間有一一對應的關系,因此,常用溫度作為被控變量。對于多元精餾塔,由于石油化工過程中精餾產品大多數(shù)是碳氫化合物的同

系物,在一定的塔壓下,溫度與成分之間仍有較好的對應關系,誤差較小。因此,絕大多數(shù)精餾塔仍采用溫度作為間接質量指標。

采用溫度作為間接質量指標的前提是塔壓恒定。因此,下述控制方案都認為塔壓已經采用了定值控制系統(tǒng)。

1.精餾段的溫度控制

精餾段溫度控制以精餾段產品的質量為控制目標,根據(jù)溫度檢測點的位置不同,有塔頂溫度控制、靈敏板溫度控制和中溫控制等類型。操縱變量可選擇回流量L或塔頂采出量D,也可將塔釜采出量B作為操縱變量,但應用較少。

采用塔頂溫度作為被控變量,能夠直接反映產品質量,但因鄰近塔頂處塔板之間的溫度差很小,因此,該控制方案對溫度檢測裝置提出較高的要求,例如高精確度、高靈敏度等。此外,產品中的雜質影響產品的沸點,造成對溫度的擾動,因此,采用塔頂溫度控制塔頂產品質量的控制方案很少采用,主要用于石油產品按沸點的粗級切割餾分處理。采用精餾段靈敏板溫度作為被控變量,能夠快速反映產品成分的變化。靈敏板是在擾動影響下塔板溫度變化最大的塔板。因此,該塔板與上下塔板之間有最大的濃度梯度,具有快速的過程動態(tài)響應。圖6.3-1顯示第11塔板是靈敏板,該塔板在擾動正反向變化時具有相接近的較大的增益。靈敏板位置可仿真計算或實測確定,因塔板效率不易準確估計,因此,實際應用時,可在計算的靈敏板上下設置若干個溫度檢測點,根據(jù)實際運行情況選擇。圖6.3-1塔板與溫度變化曲線中溫通常指加料板稍上或稍下的塔板,或加料板的溫度。采用中溫作為被控變量,可以兼顧塔頂和塔底成分,及時發(fā)現(xiàn)操作線的變化。但因不能及時反映塔頂或塔底產品的成分,因此,不能用于分離要求較高、進料濃度變化較大的應用場合。

采用精餾段溫度控制的場合是:

①對塔頂產品成分的要求比對塔底產品成分的要求嚴格的場合;

②全部為氣相進料的場合;

③塔底或提餾段溫度不能很好地反映組分的變化,即組分變化時,提餾段塔板溫度變化不顯著,或進料含有比塔底產品更重的影響溫度和成分關系的重雜質。

2.提餾段的溫度控制

提餾段溫度控制以提餾段產品的質量為控制目標,根據(jù)溫度檢測點位置可分為塔底溫度、靈敏板溫度和中溫控制等。操縱變量可選擇再沸器加熱蒸汽量Vs或塔底采出量B。也可將塔頂采出量D作為操縱變量,但應用較少。控制策略與精餾段溫度控制類似。

采用提餾段溫度控制的場合是:

①對塔底產品成分的要求比對塔頂產品成分的要求嚴格的場合;

②全部為液相進料的場合;③塔頂或精餾段溫度不能很好地反映組分的變化,即組分變化時,精餾段塔板溫度變化不顯著,或進料含有比塔頂產品更輕的影響溫度和成分關系的輕雜質;

④采用回流控制時,回流量較大,它的微小變化對產品成分影響不顯著,而較大變化又會影響精餾塔平穩(wěn)操作的場合。

3.采用壓力補償?shù)臏囟茸鳛殚g接質量指標

塔壓恒定是采用精餾塔溫度控制的前提。當塔壓變化或精密精餾等控制要求較高時,微小的壓力變化將影響溫度和成分之間的關系,因此,需對溫度進行壓力補償。常用的補償方法有溫差控制、雙溫差控制和補償計算控制。

1)溫差控制

精餾塔中,成分是溫度和塔壓的函數(shù),當塔壓恒定或有較小變化時,溫度與成分有一一對應關系。但精密精餾時,產品純度要求較高,微小塔壓變化將引起成分波動。例如,苯-甲苯分離時,壓力變化6.67kPa,苯的沸點變化為2℃。溫差控制的原理是以保持塔頂(或塔底)產品純度不變?yōu)榍疤岬?塔壓變化對兩個塔板上的溫度都有影響,且影響有幾乎相同的變化,因此,溫度差可保持不變。通常選擇一個

塔板的溫度和成分保持基本不變的溫度作為基準溫度,例如,選擇塔頂(或稍下)或塔底(或稍上)溫度。另一點溫度選擇靈敏板溫度。

溫差控制常應用于分離要求較高的精密精餾。例如,苯-甲苯-二甲苯、乙烯-乙烷、丙烯-丙烷等精密精餾。應用時要注意選擇合適的溫度檢測點位置,合理設置溫差設定值,操作工況要平穩(wěn)。

2)雙溫差控制

精餾塔溫差控制的缺點是進料流量變化時,會引起塔內成分變化和塔壓壓降變化,它們都使溫差變化。前者使溫差減小,后者使溫差增大,使溫差與成分呈現(xiàn)非單值函數(shù)關系。

雙溫差控制的設計思想是進料對精餾段溫差的影響和對提餾段溫差的影響相同,因此,可用雙溫差控制來補償因進料流量變化造成的對溫差的影響。應用時,除了要適當選擇溫度檢測點的位置外,對雙溫差的設定值也要合理設置。

3)根據(jù)壓力補償計算溫度設定值的控制

采用計算機控制裝置或DCS進行精餾塔控制時,由于計算機具有強大的計算功能,因此,對塔壓變化的影響也可用塔壓補償?shù)挠嬎惴椒ㄟM行。補償公式如下:

(6.3-1)式中:Ts是產品所需成分在塔壓為p0時對應的溫度設定值;p是塔壓測量值;p0是設計的塔壓值;Tsp是在實際塔壓p條件下的溫度設定值。因此,組成根據(jù)塔壓模型計算溫度設定值的控制系統(tǒng)。應用時需合理設置補償公式中的系數(shù)項。通常,取到二次冪即可滿足控制要求。當精確度不能滿足產品純度要求時,也可增加冪次。此外,對塔壓信號需進行濾波,溫度檢測點位置應合適,補償系數(shù)也應合適。

6.4精餾塔的基本控制

精餾塔有多個被控變量和多個操縱變量,合理選擇它們的配對,有利于減小系統(tǒng)的關聯(lián),并使精餾塔的操作平穩(wěn)。經研究,提出了精餾塔控制中變量配對的三條準則:

①當僅需要控制塔的一端產品時,應選用物料平衡方式控制該端產品的質量;

②塔兩端產品流量較小者,應作為操縱變量去控制塔的產品質量;③當塔兩端產品均需按質量控制時,一般對含純產品較少、雜質較多的一端，采用物料平衡方式控制其質量,對含純產品較多、雜質較少的一端，采用能量平衡方式控制其質量。

當選用塔頂產品餾出物流量D或塔底采出量B作為操縱變量控制產品質量時,稱為物料平衡控制方式;當選用塔頂回流量L或再沸器加熱蒸汽量V作為操縱變量時,稱為能量

平衡控制方式。6.4.1產品質量的開環(huán)控制

精餾塔產品的質量開環(huán)控制是不采用質量指標作為被控變量的控制。這里,質量開環(huán)控制指沒有根據(jù)質量指標的控制。因此,精餾塔的質量開環(huán)控制主要是根據(jù)物料平衡關系,從外圍控制精餾塔的D/F(或B/F)和V/F,使其產品滿足工藝要求。

1.固定回流量L和蒸汽量V

當進料量及其狀態(tài)恒定時,采用回流量L、蒸汽量V定值控制,就能使D和B固定,從而使產品的成分確定?？刂品桨溉鐖D6.4-1所示,變量的配對見表6.4-1。

為消除進料量的擾動,可對進料量進行定值控制。當進料量來自上一工序,變化很大時,可將進料量作為前饋信號,與回流量和蒸汽量組成前饋-反饋控制系統(tǒng)。圖6.4-1開環(huán)質量控制方案一表6.4-1固定回流和蒸汽量的變量配對

2.固定塔頂餾出量D和蒸汽量V

當回流比很大時,控制餾出量D比控制回流量L更有利。例如,L=50,D=1,則控制回流量L變化1%,D將變化50%,因此,采用控制D可使操作更平穩(wěn)?？刂葡到y(tǒng)的變量配對見表6.4-2,控制方案如圖6.4-2所示。表6.4-2固定塔頂餾出量和蒸汽變量配對圖6.4-2開環(huán)質量控制方案二

3.固定塔底采出量B和回流量L

控制塔底采出量B和控制再沸器蒸汽量V的控制方案與方案一相似。方案三直接控制蒸汽量V,塔釜液位則改用蒸汽量控制。變量配對見表6.4-3,控制方案如圖6.4-3所示。表6.4-3固定塔底采出量和回流量變量配對

圖6.4-3開環(huán)質量控制方案三6.4.2按精餾段指標的控制

按精餾段質量指標進行控制是以精餾段溫度或成分作為被控變量的控制。如果操縱變量是產品的出料,則稱為直接物料平衡控制。

1.直接物料平衡控制

該控制方案的被控變量是精餾段溫度,可以是塔頂溫度,操縱變量是塔頂餾出量D。同時,控制塔釜蒸汽加熱量恒定。變量配對見表6.4-4,控制方案如圖6.4-4所示。表6.4-4精餾塔直接物料平衡控制的變量配對

圖6.4-4精餾段直接物料平衡控制該控制方案的優(yōu)點是物料和能量平衡之間的關聯(lián)最小,內回流在環(huán)境溫度變化時基本不變,產品不合格時不出料。該控制方案的缺點是控制回路的滯后大,改變后,需經回流罐

液位變化并影響回流量后,再影響溫度,因此,動態(tài)響應較差,適用于塔頂餾出量D很小(回流比很大)、回流罐容積較小的精餾操作。

當餾出量D有較大的波動時,還可將精餾段溫度作為被控變量,將餾出量D作為副被控變量,組成串級控制系統(tǒng)。

2.間接物料平衡控制

回流變化后再影響?zhàn)s出量D的控制是間接物料平衡控制。精餾段的變量配對見表6.4-5,控制方案如圖6.4-5所示。表6.4-5精餾段間接物料平衡控制的變量配對

圖6.4-5精餾段間接物料平衡控制該控制方案的優(yōu)點是控制作用及時,溫度稍有變化就可通過回流量進行控制,動態(tài)響應快,對克服擾動影響有利。該控制方案的缺點是內回流受外界環(huán)境溫度影響大,能量和物料平衡直接的關聯(lián)大。主要使用于回流比小于0.8及需要動態(tài)響應快速的精餾操作,是精餾塔最常用的控制方案。

當內回流受環(huán)境溫度影響較大時,可采用內回流控制;當回流量變動較大時,可采用串級控制;當進料量變動較大時,可采用前饋-反饋控制等。6.4.3按提餾段指標的控制

按提餾段質量指標進行控制是指將提餾段溫度或成分作為被控變量的控制,可分為直接物料平衡控制和間接物料平衡控制。

1.直接物料平衡控制

根據(jù)提餾段溫度控制塔底采出量B的控制方案是直接物料平衡控制。同時,保持回流比或回流量恒定。其變量配對見表6.4-6,控制方案如圖6.4-6所示。表6.4-6提餾段直接物料平衡控制的變量配對圖6.4-6提餾段直接物料平衡控制該控制方案具有能量和物料平衡關系的關聯(lián)小、塔底采出量B較小時操作較平穩(wěn)、產品不合格時不出料等特點。但與精餾段直接物料平衡控制方案相似,其動態(tài)響應較差,滯后較大,液位控制回路存在反向特性。該控制方案適用于B很小,且B/V<0.2的精餾操作。

2.間接物料平衡控制

采用再沸器加熱量V作為操縱變量控制提餾段溫度的控制就是間接物料平衡控制,采用回流量或回流比定值控制。其變量配對見表6.4-7,控制方案如圖6.4-7所示。

該控制方案具有響應快、滯后小的特點,能迅速克服進入精餾塔的擾動影響,缺點是物料平衡和能量平衡關系有較大關聯(lián),適用于V/F<2.0的精餾操作。表6.4-7提餾段間接物料平衡控制的變量配對

圖6.4-7提餾段間接物料平衡控制6.4.4精餾塔的塔壓控制

精餾塔壓的恒定以采用溫度作為間接質量指標為前提。影響塔壓的因素有進料流量、進料成分、進料溫度、塔釜加熱蒸汽量、回流量、回流液溫度、冷卻劑壓力等。

1.加壓精餾塔的壓力控制

(1)液相采出,流出物含大量不凝物。控制方案如圖6.4-8所示。

當冷凝器阻力較小,用回流罐氣相壓力能反映塔壓變化時,可取自回流罐氣相壓力,以提高動態(tài)響應。圖6.4-8液相采出,流出物含大量不凝物的控制

(2)液相采出,流出物含少量不凝物。采用分程控制,控制方案如圖6.4-9所示。

塔壓先通過改變冷卻劑量調節(jié),當冷卻劑全開后,塔壓仍不能下降時,說明塔內已積存較多不凝性氣體,這時,打開氣相排氣閥,將不凝性氣體排放,降低塔壓。圖6.4-9液相采出,流出物含少量不凝物的控制

(3)液相采出,流出物含微量不凝物(如圖6.4-10(a)、(b)、(c)所示)。

方案(a)用塔壓控制冷卻水量,最節(jié)省冷卻水量。

方案(b)用冷凝液面控制冷卻量,動態(tài)響應差。

方案(c)用熱旁路,改變進入冷凝器的氣體推動力,即改變冷凝器兩端的壓差,動態(tài)響應較靈敏。圖6.4-10液相采出，流出物含微量不凝物的控制方案

(4)氣相采出。以氣相采出量作為操縱變量組成單回路控制系統(tǒng)(如圖6.4-11所示)。

當氣相采出是下一工序進料時,可采用塔壓為主被控變量、氣相出料流量為副被控變量的串級均勻控制系統(tǒng)。圖6.4-11氣相采出時塔壓控制方案

2.減壓精餾塔的壓力控制

當減壓塔的壓力控制采用蒸汽噴射泵抽真空時,可采用如圖6.4-12所示的控制方案。由于蒸汽噴射壓力與真空度有一一對應關系,因此,可采用蒸汽噴射壓力恒定的控制系統(tǒng),同時,采用吸入支管的控制閥進行微調。當減壓塔的壓力采用電動真空泵時,常通過調節(jié)不凝氣體的抽出量來保證塔頂?shù)恼婵斩?控制閥安裝在真空泵回流管上。圖6.4-12減壓精餾塔壓力控制

3.常壓精餾塔的壓力控制

對塔頂壓力的恒定要求不高時,可采用常壓精餾。它不需要壓力控制系統(tǒng),僅需在精餾設備(冷凝罐或回流罐)上設置一個通大氣的管道,用于平衡壓力。當空氣進入塔內,影

響產品質量或引起事故,或對塔頂壓力的穩(wěn)定性要求較高時,應采用類似加壓塔的壓力控制,防止空氣吸入塔內并穩(wěn)定塔壓。

有時亦采用常壓塔的塔壓力控制,塔釜的壓力恒定等效于控制塔壓力降恒定。被控變量是塔釜氣相壓力,操縱變量是加熱蒸汽量。分離要求不太嚴格的常壓塔時常采用該方案。

6.5精餾塔的新型控制方案

隨著控制技術的不斷發(fā)展,新型控制方案、控制算法不斷出現(xiàn),自動化控制技術工具也有了飛速的發(fā)展,尤其是計算機在工業(yè)過程中的應用日益廣泛,使得精餾過程控制中新的控制方案層出不窮,控制系統(tǒng)的品質指標越來越高,保證了塔的平穩(wěn)操作,并滿足了工藝提出的各種新的要求。本節(jié)將對精餾塔控制中新型方案的使用做一個基本介紹。6.5.1精餾塔的解耦控制

這里對在精餾控制中解耦控制的應用做必要的分析。當對精餾塔的塔頂和塔底產品的質量都有要求時,有時可設立兩個產品質量控制系統(tǒng),圖6.5-1就是一個兩端產品質量均加控制的方案。但是這類方案常常是失敗的,關鍵是因為兩個質量控制系統(tǒng)之間存在著相互關聯(lián)影響。這樣,當兩套系統(tǒng)同時運行時,互相影響,產生所謂的“打架”現(xiàn)象,導致兩套系統(tǒng)均無法正常運行。圖6.5-1精餾塔兩端產品質量控制解決上述矛盾的方法是:在精餾操作的被控變量與控制變量之間進行不同的配對,選取關聯(lián)影響小的配對方案;或在控制器參數(shù)整定上尋找出路;或是把兩套質量控制系統(tǒng)砍掉一套。如果這些方法解決不了嚴重關聯(lián)的影響,則可采用解耦控制。

圖6.5-2給出了精餾塔解耦控制的方框圖。在兩個控制回路中引入一個解耦控制裝置,按照解耦控制理論,就能實現(xiàn)解耦控制。圖6.5-2精餾塔解耦控制方框圖由于精餾塔是一個非線性、多變量過程,準確求取解耦裝置的動態(tài)特性是很困難的,而靜態(tài)特性的求取較為容易,因此目前精餾塔的解耦主要采取靜態(tài)解耦。如果尚不能滿足需要,可在靜態(tài)解耦的基礎上做適當?shù)膭討B(tài)補償。

對于有多個側線采出的精餾塔,將有多個質量指標需要加以控制。此時,為克服它們之間的相互關聯(lián),需要采用多變量解耦控制系統(tǒng)。6.5.2精餾塔的節(jié)能控制

石油化工行業(yè)是工業(yè)生產能耗大戶,而精餾過程往往又占典型石油化工生產過程能耗的40%左右,因此精餾塔的節(jié)能控制成為人們研究的重要課題。

在以往的工藝生產中,為了保證產品的合格,對精餾操作習慣采用超高質量的過分離操作,使用加大回流比、增加再沸器上升蒸汽量等消耗過多能量的手段,換取一個在較寬的操作范圍內均能獲得合格產品質量的保障。這意味著精餾塔的節(jié)能是大有潛力的。精餾塔的節(jié)能控制,首要的是把過于保守的過分離操作,轉變?yōu)閲栏窨刂飘a品質量的“卡邊”生產。但這必須有合適的自控方案來保證塔的抗干擾能力,穩(wěn)定塔的正常操作。同時,也可以對工藝進行必要的改進,配置相應的控制系統(tǒng),充分利用精餾操作中的能量,降低能耗。

1.浮動塔壓控制方案

精餾塔通常都在恒定的塔壓條件下操作,一方面是因為在穩(wěn)定壓力條件下操作,有利于保證塔的平穩(wěn),另一方面是因為當溫度為間接質量指標時,能較正確地反映成分的變化。然而,從節(jié)能或經濟的觀點來考慮,塔壓恒定未必是合理的,尤其當冷凝器采用風冷或水冷情況時,更是如此。因而,有人提出把恒定塔壓控制改為浮動塔壓控制的設想。

1)塔壓浮動的目的

所謂塔壓浮動,即在可能的條件下,把塔壓盡量降低,這樣有利于能量節(jié)省。塔壓下降,可以從兩方面降低能耗,具體如下：

(1)降低操作壓力,將增加組分間的相對揮發(fā)度,這樣組分分離容易,使再沸器的加熱量下降,節(jié)省能量。當然此時冷凝器的負荷增大,冷劑消耗增多,但冷劑一般比熱劑成本

低,尤其在采用風冷或水冷時,節(jié)能效益更大。

(2)降低操作壓力,使整個精餾系統(tǒng)的氣液平衡溫度下降,提高了再沸器兩側傳熱溫差,再沸器在消耗同樣熱劑的情況下,加熱能力增強了。與此同時,由于平衡溫度的下降,減少

了在再沸器傳熱壁上的結垢現(xiàn)象,也有利于維持再沸器傳熱能力。

綜上所述,可以看出,盡可能地降低塔的操作壓力,能節(jié)省大量的能量,的確是精餾塔操作節(jié)能的一個舉措。然而,塔壓的降低必須滿足塔壓浮動條件,才能在獲得節(jié)能的同時,使精餾塔操作符合工藝的要求,正常而平穩(wěn)地進行。

2)塔壓浮動的條件

(1)質量指標的選取必須適應塔壓浮動的需要。一般情況下,以成分信號作為直接的質量指標是最合適的,其絲毫不受塔壓浮動的影響。如果采用溫度作為間接質量指標,則應根據(jù)工藝的要求,采取必要的壓力補償措施。

(2)塔壓降低的限度受冷凝器最大冷卻能力的制約。塔壓的降低,增大冷凝器的負荷,允許的最低操作壓力應視冷凝器是否有能力把塔頂氣相物料冷凝下來而定。

(3)塔壓浮動但不能出現(xiàn)突變。允許塔壓浮動,但在外干擾作用下,不能出現(xiàn)突變。因為塔壓的突變有可能破壞氣液平衡,而且壓力的突然下降,會引起塔板上液體的閃蒸,從而出現(xiàn)液泛。這些都將影響精餾塔操作的正常進行。

3)塔壓浮動控制的實施

為了節(jié)能,采取精餾塔的塔壓浮動操作,必須滿足上述三個條件。其中(1)、(2)兩條在方案確定時都已做了考慮,在具體方案實施時,主要側重在防止壓力的突然變動上。圖6.5-3所示為一個精餾塔的浮動塔壓控制方案。這個方案是在原塔壓控制系統(tǒng)的基礎上,增加了一個具有純積分作用的閥位控制VPC,從而起到浮動塔壓操作所要求的兩個作用。

(1)不管冷凝器的冷卻情況如何變化(如遇暴風雨降溫),VPC的作用都可使塔壓不會突變,而是緩慢地變化,一直浮動到冷劑可能提供的最低壓力點。

(2)為保證冷凝器總在最大負荷下操作,控制閥應開啟到最大開度。考慮到需有一定的控制余量,閥位極限值可設定在90%開度或更大一些數(shù)值。

圖6.5-3中的PC為一般的PI控制器,VPC則是純積分或大比例帶的PI控制器。PC控制系統(tǒng)應整定成操作周期短,過程反應快,一般積分時間取得較小,例如為2min左右。而VPC的操作周期長,過程反應慢,一般積分時間取得較大,如積分時間為60min。因此在分析中可假定忽略PC系統(tǒng)和VPC系統(tǒng)之間的動態(tài)聯(lián)系,即分析PC動作時,可以認為VPC系統(tǒng)是不動作的;而分析VPC系統(tǒng)時,又可認為PC系統(tǒng)是瞬時跟蹤的。圖6.5-3浮動塔壓控制方案

2.從化學熱力學觀點選取節(jié)能方案

在用熱油作為再沸器熱劑的精餾系統(tǒng)中,可以采用圖6.5-4所示的提餾段溫度控制系統(tǒng)。在這個溫度控制系統(tǒng)中,提餾段溫度控制器通過控制再沸器熱油閥來保持塔內的溫度。熱油循環(huán)系統(tǒng)是通過調整加熱爐的燃料油量來維持塔內溫度的。該系統(tǒng)與一般塔內溫度控制系統(tǒng)不同的地方是另外設置了一個閥位控制系統(tǒng)VPC和熱油溫度控制系統(tǒng)T2C。由于VPC和T2C的工作,使此塔內溫度控制系統(tǒng)能盡量減少能量的消耗。圖6.5-4節(jié)能的提餾段溫度控制系統(tǒng)本系統(tǒng)依靠VPC和T2C可以使熱油控制閥V2總是處于盡量打開的工作狀態(tài),如開度處于90%開度,有一定的余量。V2的開度大,燃油量大,由一定加熱量的要求可知,熱油溫度

將會盡可能降低。從化學熱力學觀點來看,閥節(jié)流損失減少,加熱燃料量下降;燃油溫度低,煙道氣能量損失也可減少。這樣能減少很多不必要的能量損失。系統(tǒng)的動作過程可簡單分析如下:當塔內溫度升高時,T1C的動作使熱油閥V2先關小。與此同時,VPC動作,其輸出變化使T2C的給定值降低。T2C動作,把燃料油閥V1關小,減少燃料油量,使加熱爐出口溫度也隨之下降,于是熱油閥V2又打開,壓降減少。循環(huán)往復,當使塔內溫度調到工藝設定的給定值時,VPC改變T2C的給定值,直到滿足熱油閥V2達到90%開度時的最低熱油溫度值。

3.能量的綜合利用控制方案

在通常的精餾過程中,塔釜再沸器需要用加熱劑加熱,而塔頂冷凝器又要用冷劑除熱,兩者均需消耗能量,可否從根本上改變這一狀況,從理論上來說是完全可能的,基本上有以下兩種方案:

(1)把塔頂?shù)恼羝鳛楸舅椎臒嵩?。但塔頂蒸汽的冷凝溫度低于塔底液體的沸騰溫度,熱量不能由低溫處直接向高溫處傳遞,可采用熱泵技術來解決。

(2)在幾個塔串聯(lián)成塔組時,用上一塔的蒸汽作為下一塔的熱源。但必須要求上一塔塔頂溫度遠高于下一塔塔底溫度,并設置有效的控制方案,消除這種工藝流程帶來的兩塔間的關聯(lián)影響。

以上兩種方案的具體實施,限于篇幅,本書不一一列舉,可查閱有關書籍。6.5.3精餾塔的最優(yōu)控制

所謂精餾塔的最優(yōu)控制,是指在產品質量保證一定的規(guī)格前提下,綜合某些要求,規(guī)定一種明確的指標,并使其達到最優(yōu)。對于精餾過程來說,最優(yōu)化等級可分為三級:單塔最優(yōu)化、裝置(機組)最優(yōu)化、全廠(車間)最優(yōu)化。一般來說,最優(yōu)化級別越高,包含的環(huán)節(jié)越多,問題越復雜,達到穩(wěn)定的最優(yōu)狀況的可能性就越小。在干擾頻繁的情況下,甚至永遠達不到最優(yōu)控制目標。因此實現(xiàn)單塔或局部的最優(yōu)可能性大,而且也是高一級最優(yōu)控制的基礎。實現(xiàn)最優(yōu)化的兩個關鍵是:

①確定目標函數(shù);

②決定最優(yōu)控制方法。

1.目標函數(shù)

在多數(shù)情況下,最優(yōu)化的目標函數(shù)主要從經濟方面來考慮。一般選用利潤函數(shù)、虧損函數(shù)或成本函數(shù)。例如利潤函數(shù)為

(6.5-1)

式中:P為單位時間成品的產量;νp為成品的單價;νF為原料的單價;Q為單位時間消耗的能源;C為能源的單價。又如成本函數(shù)為

(6.5-2)

式中:F為單位時間內原料的進料量;B為塔底成品單位時間的采出量;νD、νB分別為塔頂、塔底成品的單價;xB為塔底采出成品中輕組分的含量;Q為單位時間消耗的能源;C為能源的單價。

式(6.5-2)所表示的是成本函數(shù),其中塔頂餾出成品D的單價要比塔底采出成品B高,也就是νD>νB;BxB即為從底部采出的,不能在頂部收回的輕組分,于是(νD-νB)BxB/F表示了單位進料中輕組分成品的價值損失;C(Q/F)為單位進料的能量成本。

2.最優(yōu)控制的實現(xiàn)方法

一般來說,最優(yōu)控制的實現(xiàn)方法有兩類:搜索法和模型法。前者采用反饋的方法,后者采用的是前饋的方法。單純的搜索法不能適用于精餾塔的最優(yōu)控制。首先由于精餾過程滯后大,每步搜索后必須等精餾塔變量變化后,才能做出對下一步搜索的判斷。這樣,整個搜索過程就要花費很長的時間。同時,要保證搜索判斷的正確性,每步搜索之間不允許有進一步擾動,但精餾塔是一個多變量對象,擾動因素多且干擾是隨機的,這就影響搜索判斷的精確性。模型法在精餾中的應用同樣受到局限。因為模型法的精確程度取決于被控過程的數(shù)學模型的精度,這一點對于精餾過程來說,也是較難得到的。

精餾塔的最優(yōu)控制往往是把搜索法與模型法結合起來進行。先建立近似模型,在計算機上離線搜索試差,充分發(fā)揮數(shù)字模擬快速搜索的優(yōu)點。然后把離線搜索的結果放到精餾塔上進行在線搜索,獲得適應實際過程的最優(yōu)化搜索結果。通常較少采用精餾塔的動態(tài)最優(yōu),這是由于精餾塔的動態(tài)模型十分復雜,實現(xiàn)動態(tài)最優(yōu)的誤差大,而且計算工作量極大,需采用昂貴的大容量計算機,一般情況下以靜態(tài)模型的最優(yōu)加以必要的動態(tài)補償。

3.靜態(tài)最優(yōu)示例

現(xiàn)以圖6.1-1所示的二元精餾過程為例,說明靜態(tài)最優(yōu)是如何求得的。

1)建立靜態(tài)數(shù)學模型

由二元精餾的物料平衡,能量平衡關系可得其靜態(tài)數(shù)學模型為

(6.5-3)

(6.5-4)

2)確定目標函數(shù)