精馏塔提馏段串级控制系统设计

1、目 录 引 言1 第一章 精馏塔的自动控制3 1.1 控制目的3 1.2 精馏塔的扰动分析4 1.3 精馏过程5 第二章 精馏塔的特性9 2.1 静态影响的分析9 2.2 动态影响分析14 2.3 补偿方法15 2.4 精馏塔的质量指标控制17 第三章 串级控制理论20 3.1 串级控制系统的结构20 3.2 串级控制系统的基本原理21 3.3 串级控制系统的分析22 3.4 串级控制系统的设计和控制器的选择24 3.4.1 主、副回路的设计24 3.4.2 主、副控制器规律的选择25 3.4.3 主、副控制器正反作用的确定26 3.4.4 串级控制系统 PID 参数的整定26 第四章 精馏塔

2、提馏段串级控制系统的设计32 4.1 控制方案的确定32 4.2 提馏段温度控制系统的设计33 第五章 仿真研究36 5.1 提馏段温度串级控制系统仿真模型36 5.1.1 测量变送环节单元36 5.1.2 执行器/控制阀 37 5.1.3 被控对象37 5.2 控制器的参数整定37 5.2.1 副回路的整定38 5.2.2 主回路的整定40 5.3 蒸汽压力扰动的仿真分析42 5.4 进料量扰动的仿真分析43 5.5 单回路控制系统的 MATLAB 仿真及扰动分析44 结 论47 引 言 “过程控制”是一门与工业生产过程联系十分密切的课程。随着科学技术的快 速发展，过程控制也在日新月异的发展

3、。它不仅在传统工业改造中，起到了提高质 量、节约原材料和能源，而且在减少环境污染上也起到了十分重要的作用，所以， 它在规模大和结构复杂的工业生产过程中是必要的组成部分1。精馏操作是炼油、 化工生产过程中的一个十分重要的环节。精馏塔的控制直接影响到产品的产量、质 量和能量的消耗，同时各塔工艺结构特点各不相同，这就需要对其特性进行深入分 析，针对具体塔的特点，进行自动控制方案的设计和研究。精馏塔的控制最终目标 是：在保证产品质量的前提下，使精馏塔釜液为主要产品时，经常按提馏段的指标 来进行控制。如果是按照液相进收率最高、能耗最小，或使总收益最大。在这种情 况下，为了能够更好实现精馏的目标就有了提馏

4、段温度控制系统的产生。 按提馏段指标的控制方案：当进料量为液相时，也常常采用这种方案。这是因 为在液相进料时，对于进料量的变化，首先影响到精馏塔塔底产品的浓度，由于塔 顶或精馏段塔板上的温度不能够很好的反映出浓度的变化，所以采用提馏段温度控 制。另外，提馏段温度是衡量质量指标的间接指标，以改变再沸器加热量作为温控 手段的方案，就是所说的提馏段温控。精馏是化工、炼油生产领域中极为广泛的传 质传热过程，目的是将混合物中的各组分分离，达到规定标准的纯度。比如说，石 油化工生产中的中间产品裂解气，需要通过精馏操作进一步分离成要求很高纯度的 乙烯、丙烯、丁二烯及芳烃等化工原科。精馏过程的实质，是利用混合

5、物中各组分 具有不同的沸点，也就是说，使液相中的轻组分转移到气相中，而气相中的重组分 转移到液相中，从而达到分离的目的。此外，对于精密精馏，如果没有相应的自动 控制和它配合，就很难达到预想的效果。所以，精馏塔的自动控制极为重要，同时 也很受人们的关注。 精馏过程中的主要设备就是精馏塔。有关精馏塔的结构设计有各种各样的类型， 但一个精馏塔一旦投入使用，塔板的结构和数量就不容易改变，在其精馏塔的整个 运行过程中，只能通过操作条件的不断变换来保证产品的质量。从工程控制的角度 出发，希望能更好地控制精馏塔来保证产品质量，提高产品产量和降低能量消耗。 目前一般的精馏塔和它的附属设备中，大多数工艺参数均已

6、得到了测量和控制。如 果仅仅是从每个单独的控制回路着手来改进一个塔的性能，都会遇到难以克服的困 难。之所以控制方案多，是因为在精馏塔的操作过程当中，被控的变量比较多，可 以选用的操纵变量也很多，同时又可有各种不同组合。 由于精馏塔是一个高阶对象，动态响应缓慢，所以较难控制，剧烈的波动易出 不合格产品。因此工艺对精馏塔操作的基本要求是能达到规定的产品分离度，并且 能量的消耗要小。常规上，采用了串级控制系统。 第一章 精馏塔的自动控制 1.1 控制目的 要对精馏塔实施有效的控制，必须首先清楚精馏塔的控制目的，也就是对控制 的要求。一般来说，对于精馏塔的控制系统必须能够保证产品的质量指标、物料能 量

7、平衡和约束条件，这些是一个精馏过程能平稳安全生产出合格产品的前提2。 1、质量指标 塔顶或塔底产品之一应该保证合乎规定的纯度，另一产品成分也应该维持在规 定的范围之内，或者塔顶和塔底产品均应保证一定的纯度要求。对于二元精馏来说， 质量指标就是为塔顶产品中的轻组分（或重组分）含量和塔底产品中的重组分（轻 组分）含量；但是，对于多元精馏，通常以关键组分的含量来描述质量指标。所谓 关键组分，是指对产品质量影响较大的组分，挥发度较大而由塔顶馏出的关键组分， 称为轻关键组分；而挥发度较小由塔底馏出的关键组分，称为重关键组分。 图 1-1 精馏塔示意图 2、物料能量平衡 馏出液和釜液的平均采出量之和，应等

8、于平均进料量，并且这两个采出量的变 动应该比较和缓，有利于上下工序的平稳操作，塔内及顶、底容器的蓄液量应介于 规定的上、下限之间；此外，精馏塔的输入输出能量应平衡，以保证塔内操作压力 的稳定不变。 3、约束条件 为了能够让精馏塔工作正常、操作安全，我们规定它的约束条件在一定范围 内，约束条件为液泛限、压力限和边缘温差限等等。液泛限，又名气相速度限，就 是精馏塔里德气相速度比较高时，雾沫夹带会比较严重，事实上，液相是从下面塔 板倒流到上面塔板上，产生液泛破坏正常操作。漏液限也称最小气相速度限，当气 相速度小于某一值时，将产生塔板漏液，板效率下降。最好是在稍低于液泛的流速 下操作。流速的控制还要考

9、虑塔的工作弹性。对于浮阀塔来说，由于工作范围较宽， 通常很易满足条件。但对于某些工作范围较狭窄的筛板塔和乳化填料塔就必须要很 好地注意。防止液泛和漏液，我们可以用塔压降或者是压差来监视气相速度。压力 限是塔的操作压力的限制，一般来说，塔操作压力不能过大，否则会影响塔内的气 液平衡，严重越限有可能导致安全生产。临界温差限主要是指再沸器两侧间的温差， 当这一温差低于临界温差时，给热系数将会急剧下降，传热量也会随之下降，不能 保证精馏塔的正常传热的需要。 4、能量平衡和经济平衡性指标 在保证精馏塔产品质量、产量的同时，考虑降低能量的消耗，使能量平衡，用 来实现较好的经济性。 1.2 精馏塔的扰动分析

10、 影响物料平衡的因素包括进料量和进料成分的变化、塔顶馏出物及塔底部出料 量的变化。 影响能量平衡的因素主要包括进料温度或釜温的变化、再沸器加热量和冷凝器 冷却量的变化及塔的环境温度的变化等。 对于扰动来说，有可控的也有不可控的。 1、进料流量和进料成分 进料流量通常不可控但可测。当进料流量变化较大时，对精馏塔的操作就会造 成很大的影响。这时，可将进料流量做为前馈信号，引到控制系统中，组成前馈- 反馈控制系统。 进料成分影响物料平衡和能量平衡，但进料成分通常不可控，多数情况下也是 难以测量的。 2、进料温度和进料热焓值 进料温度和热焓值影响精馏塔的能量平衡。控制策略是采用蒸汽压力（或流量） 定值

11、控制，或根据提馏段产品的质量指标，组成串级控制。 3、再沸器加热蒸汽压力 再沸器加热蒸汽压力影响精馏塔的能量平衡。控制策略是组成塔压的定值控制， 或将冷却水压力作为串级控制系统的副被控变量进行控制。 4、冷却水压力和温度 冷却水温度的变化通常不大，对冷却水可不进行控制。使用风冷时控制时策略 是根据塔压进行浮动塔压控制。 5、环境温度 环境温度的变化较小，且变化幅度不大，因此，一般不用控制。 1.3 精馏过程 根据混合物中各组分挥发能力不同的差异，通过液体和气体的回流的特点，使 得气体和液体两相能够逆向并且多级相互接触，在前面所说的约束条件下，让那个 易挥发的组分时刻从液相中向气相中导入，然而，

12、难挥发的组分时刻从气相中向液 相中导入，导致混合物实现分离，这就是精馏的概念3。在此过程中，传热和传质 过程是同步进行的，这种类型属于传质过程控制型。精馏操作是利用混合液中各组 分具有不同的挥发度，也就是说，在同一温度下，根据蒸汽压力不同，从而能够实 现分离液体混合物。精馏操作是在精馏塔中完成的。溶液中组分的数量可以是两个 或两个以上，在实际工业生产过程中，只有两个组分的溶液不算太多，对于多组分 溶液，经常是大量需要分离的溶液。多组分溶液的精馏基本原理和两组分溶液的精 馏是一样的。在本节中只对简单的两组分溶液的精馏做一下讨论，着重说明精馏的 基本原理。 1、精馏原理 就像我们所知道的，在恒定的

13、压力下，对于单组分液体来说，在沸腾时，虽然 给它继续加热，但是它的温度却保持恒定不变，即单组分液体的沸点是恒定的。对 于多组分的理想液体来说，在恒定的压力下，在沸腾时，溶液的温度却是可变的。 可以用汽-液平衡定仪来测定汽液平衡数据。表 1-1 便是用不同浓度的苯-甲苯溶液 在常压下所测得的一系列汽-液平衡数据。表中。设为相平衡时液相中苯组分的 A x 浓度（摩尔分数）；为相平衡时液相中甲苯组分的浓度（摩尔分数）；为相 B x A y 平衡时汽相中苯组分的浓度(摩尔分数）；为相平衡时汽相中甲苯组分的浓度 B y （摩尔分数）。通常对于两组分溶液来说，浓度 x 或 y 如果不标明是哪一个组分时，

14、一般是指极易挥发组分的含量。 由表 1-1 可以明显看出，在恒定压力下，溶液汽-液平衡的温度和它的组分密 切相关。高沸点组分的浓度越高（在苯-甲苯溶液中，甲苯是高沸点组分），溶液 平衡温度就越高。如果和纯物质的汽液平衡相比较，溶液汽-液平衡的一个特点是： 在平衡状态下，汽相浓度与液相浓度是不相同的。 表 1-1 苯-甲苯汽-液平衡数据（在常压下） 对于同一浓度的汽相和液相来说，露点温度和泡点温度一般是不相等的，前者 比后者高。如果把温度设置成纵坐标，把液相或汽相中苯的浓度设置成横坐标，将 表 1-1 的数据绘制成曲线，则可得到如图 1-2 所示的温度-浓度图（t-x-y 图）。不 同的多组分溶

15、液具有不同的温度-浓度图。 图 1-2 苯-甲苯溶液的温度-浓度图 在图 1-2 中，曲线 1 代表在一定压力下，溶液浓度与泡点的关系，称为液相线， 线上每一点都代表饱和液体。曲线 2 代表溶液浓度与露点的关系，称为汽相线，线 上每一点都代表饱和蒸汽。这两条线把相图一共划分成三个区域，液相线 1 以下的 区域是液相区；汽相线 2 以上，溶液全部汽化，是过热蒸汽区；两线之间区域是汽、 液两相共存区，溶液处于任一点 E 时，都可以分为相互平衡的汽、液两相，也就 是分为液相 F 和 C。 对于应用温度-浓度图，不但可以求取任一温度下的汽、液相平衡浓度，或者 求取两相平衡时的温度，而且借助温度浓度图还

16、可以清楚地了解精馏原理。 2、精馏塔的基本型式 精馏塔是实现精馏操作的最重要的设备，通过精馏塔使汽、液两相在塔内充分 接触，进行传质和传热，最终使混合物中易挥发组分和难挥发组分得到分离。目前 工业生产中应用比较多的筛板塔和俘阀塔4。 3、连续精馏装置和流程 精馏，就是将一定浓度的溶液送入精馏装置中，使它不断的进行一部分汽化和 一部分冷凝，从而得我们想要的塔顶产品操作和塔底产品操作，此操作过程的主要 设备是精馏塔本体，以及还有一些辅助设备，如再沸器、冷凝器和回流罐等。目前， 在工业上，一般所采用的连续精馏装置的流程如图 1-3 所示。 当原料 F 从精馏塔中段某一块塔板进入时，这块塔板就称为进料

17、板。此时， 进料板把全塔分成了两段，我们把进料板上边的部分叫做精馏段；我们把进料板下 边的部分叫做提馏段。对于塔内的溶液，根据液体的沸点各不相同，易挥发的组分 由于汽化而向上运动，难挥发的组分随液体向下运动，并和塔内的上升蒸汽，在各 层塔板 k 上充分的接触。一部分被连续地引出成为塔底产品 B；另一部分则在再沸 器中被载热体加热汽化又返回塔中。塔内上升的蒸汽依次经过所有的塔板，使蒸汽 中易挥发组分逐渐增浓，上升到塔顶的蒸汽在冷凝器中被冷凝成为液体，经回流罐 和回流泵后，一部分成为塔顶产品 D 连续引出。另一部分则引回到塔顶的塔板上， 作为塔内冷却液，称为回流量 L。在连续精馏过程中，原料液 F

18、 连续不断地进入塔 内，塔顶产品 D 和塔釜产品 B 也连续不断地分别从塔顶和塔釜取走，当操作达到 稳定时，每层塔板上液体和蒸汽的浓度均保持不变，而且原料 F、塔顶产品 D 和 塔釜产品 B 的浓度和流量也都保持定值。 精馏过程可以发生在常压下、高压和低压下。当加压精馏时，所分离的溶液在 常压下是气相；然而，当在减压精馏时，所分离的是液相。 图 1-3 连续精馏装置的工艺流程 第二章 精馏塔的特性 2.1 静态影响的分析 影响精馏过程的因素有很多，和其它单元操作一样，精馏也是在一定的物料平 衡和能量平衡的基础上进行操作的。精馏塔的正常操作主要和物料平衡和能量平衡 有关。此时，进料量、进料组分的

19、变化是影响物料平衡的主要原因，塔顶的采出量 和塔底的采出量的变化是次要原因。单相进料时和热焓两相进料时的变化是影响能 量平衡的主要原因，再沸器加热量、冷凝器冷却量的变化是次要原因。与此同时， 物料平衡和能量平衡之间又是相互影响，相互制约的。所以，想要了解这些因素对 精馏过程的影响，一定要分析精馏塔的静态特性5。所谓静态特性就是以物料平衡 和能量平衡作为基础，确定精馏塔在稳态下各参数之间的定量关系。 下面就通过二元精馏塔为例来分析它的静态特性。 1、全塔物料平衡 在稳态时，进塔的物料必须等于出塔的物料，所以总的物料平衡关系为 FD 十 B (2-1) 轻组分的物料平衡关系为 (2-2) xBxD

20、xF BDF 式（2-2）中，F，D，B 分别为进料量、塔顶采出量和塔底采出量， xF，xD，xB 分别为进料、塔顶采出物和塔底采出物中轻组分的浓度。 通过联立方程式（2-1）和式（2-2）可得式(2-3)： 或 (2-3) xBxD xBxF F D xBxD xFxD F B 从式（2-3）中，很明显看出进料 F 在产品中的分配量（DF 或 BF）是决 定塔顶和塔底产品中轻组分浓度 xD 和 xB 的主要因素。DF 改变了，xD 和 xB 都可以改变。此外，对于进料组分浓度，也是一个影响 xD 和 xB 的重要因素。 然而仅仅是物料平衡关系，还不能完全确定 xD 和 xB，只能确定 xD

21、和 xB 之 间的关系。要确定 xD 和 xB 的值还要建立另一个关系式，这个关系式可以由塔的 能量平衡关系得出。 2、能量平衡 在稳态时，通过传热和进料带，精馏塔的所有能量一定与通过传热和产品带出 的离开塔的能量相平衡。平衡式如下所示： (2-4) BDCFH BHDHQFHQ 在上式中，为再沸器的加热量；为冷凝器的冷却量；进料热焓； H Q C Q F H 塔顶产品的热焓；塔底产品的热焓。在上面的式子中，我们忽略了热损失。 D H B H 在上面的式子里并不能体现出能量变化对产品纯度的影响，反过来，上式中的每一 项都会影响精馏塔里的上升蒸汽量 V，然而，上升蒸汽量 V 和产品纯度的关系可

22、以有以下过程计算得出。 我们拿二元精馏来举例说明，全回流的方程可以写成下式： (2-5) n a xDxB xBxD )1 ( )1 ( 在式（2-5）中，a 是平均挥发度；n 就是理论上的所说的塔板数。 由式（2-5）可知，在全回流过程当中，a 和 n 决定了二元精馏塔两端产品纯 度间的分离。为了能够使式（2-5）遍及到全回流以外，我们将分离度 S 定义为： (2-6) )1 ( )1 ( xDxB xBxD S 如果发生部分回流时，对于影响精馏塔分离度的因素会很多，如下式所表示的： (2-7),/,( F nExfFVnafS 在式子（2-7）中，E 代表塔板的效率；代表进料板大的位置；其

23、他符号和 F n 前面一样，a，n，E 和是一定的或变化不大，同时进料浓度 xF 的变化对 S 的影 F n 响与 VF 对 S 的影响相比要小得多的多，是可以忽略的。所以可简化成： )/(FVfS 该式表明了，假如 VF 一定，那么分离度 S 就已经被确定了。可将上式进一 步近似为： (2-8)lnS F V 并把式（2-7）代人到式（2-8），得： (2-9)ln F V )1 ( )1 ( xDxB xBxD 式子（2-9）表示了精馏塔的能量关系，反映了 VF 对塔分离结果的影响。 因而由式（2-4）和式（2-9）可知，只要保持 DF 和 VF 一定（或者 F 一定时， 保持 D 及 V

24、 一定），这个塔的分离结果 xD，xB 就完全确定。 3、内部物料平衡 为方便起见，用二元精馏塔及塔顶和塔底产品均是液相为例，在恒分子流假设 的前提下，分析塔内各项物料平衡关系。对于如图 2-1 所示的二元精馏塔，假定： 图 2-1 二元精馏塔各项物料情况 （1）在精馏段内，通过各层塔板的上升蒸汽流量均相等； r V （2）在提馏段内，通过各层塔板的上升蒸汽流量均相等；=V（V 为再沸 s V s V 器内蒸汽量）； （3）在精馏段内，通过各层塔板的下流液体流量均相等，称为内回流， r L r L 当回流温度等于塔顶温度时，内回流等于外回流 L； r L （4）在提馏段内，通过各层塔板的下流液

25、体流量均相等； S L （5）回流罐和塔底液位不变； （6）塔压也保持不变。 在以上这些条件下，有下述平衡关系。 a.加料板的物料平衡 F+L+V=+ (2-10) S L r L 对于液相泡点进料 =F+L, V= S L r V 对于汽相露点进料 =F+V, L= r V S L 对于其他情况下的进料，则需依据热量平衡关系作相应的考虑。 b.精馏段的物料平衡 精馏段的物料平衡关系如图 2-2 所示。对精馏段内任一塔 板 i 以上作物料平衡计算，轻组分的物料平衡关系式为： (2-11) Dirir DxxLyV 1 式子（2-11）中，为来自下方第 i+1 层塔板的汽相中的轻组分浓度，为 1

26、i y i x 塔板 i 上液相中的轻组分浓度。式（2-11）可改写为： (2-12) D r i r r i x V D x V L y 1 式（2-12）表明了精馏段内任一塔板的汽相浓度与汽液比和 D之 r L r V r V 间的关系。改变汽液比必将使塔板上浓度发生变化。然而，汽液比除了决定于再沸 器上升蒸汽量 V 以外,还决定于回流量与塔顶采出量 D。通常将回流量与采出量 r L 之比为回流比 R，即： (2-13) D L R 当 D=0 时称为全回流。由此可知，要改变精馏塔的操作工艺，应操作精馏塔 的回流比和再沸器上升蒸汽量，通过内部平衡关系，使每块塔板上的浓度改变，从 而导致最终

27、产品纯度的变化。 图 2-2 精馏段的物料平衡关系 塔顶和冷凝器的物料平衡关系为： D=-L (2-14) r V c.提馏段的物料平衡 提馏段的物料平衡关系如图 2-3 所示。对提馏段内任一 塔板 j 以下作物料平衡计算，轻组分的物料平衡关系式： (2-15) Bjsis BxxLyV 1 式（2-15）中，为塔板 j 上气相中的轻组分浓度；是从第 j-1 块塔板流 j y 1j x 下的液相中的轻组分浓度。 j y 式（2-15）亦可改写为： (2-16) B s j s s i x V B x V L y 1 式（2-16）表明了在提馏段内任一塔板上的汽相浓度与汽液比的关系。同样， 要使

28、塔的操作工况改变，应操作塔的回流比和再沸器上升蒸汽量，从而通过内部平 衡关系最终改变产品的纯度。 图 2-3 提馏段物料平衡关系 塔底和再沸器的物料平衡关系为： B=-V (2-17) S L 通过以上分析，影响精馏过程的主要因素可概括如下： 进料量； 回流量； 进料浓度； 塔顶采出量； 塔底采出量； 再沸器的加热量。 对于上述各种扰动，一些是可控制的，一些是不可控制的。在一般情况下，进 料量是不可控制的，比如说，分离裂解气的乙烯塔，它的进料量会受前一工序的影 响。有些情况下进料流量也是可以控制的，比如说，炼油厂中精馏塔的原油流量可 以用定值来控制。进料浓度的变动是无法控制的，它由前一工序决定

29、的，但一般说 来，它的变化是比较缓慢的。对于进料温度和状态的变化，对精馏塔的操作影响比 较大。为了能够维持精馏塔操作的能量平衡以及稳定运行操作，如果采用单相进料， 可以应用进料温度控制，以便克服这种扰动。如果采用两相进料，我们可以想方设 法控制热焓恒定，以便克服这种扰动。总而言之，从对它的静态特性以及内部平衡 关系的分析来看，不难看出，要想克服塔的主要扰动，可采用以下几种控制手段： 塔顶采出量；回流量；塔底采出量；再沸器加热量；回流罐排气量；冷凝器冷 却量。 前三个量是通过影响全塔的物料平衡与塔的内部平衡，起到控制作用；后三个 量直接改变塔的能量平衡关系和改变塔内汽液比，起到控制产品质量的作用

30、。 2.2 动态影响分析 通过对前面讨论的内容，都是各参数对塔操作的静态影响。然而在动态过程中， 这些参数对塔操作的影响的快慢各不相同的，因此，在我们设计此控制方案的时侯， 一定要考虑它的动态影响，才能使这种控制系统很快的克服各种扰动。如果精馏塔 是一个时变、非线性和多变量的一个对象，这些变量存在联系时，所以，做定量分 析时，建模已经变得非常重要。从本节开始，将对塔的动态影响做更深的分析。 1、回流和上升蒸汽的影响 在精馏塔内，对于上升蒸汽流量的变化，响应速度是非常之快的6。上升蒸汽 只需要克服塔架上极薄覆盖的液体阻力，可是，当塔压控制一定时，塔内汽体蓄存 量的变化可忽略不计，所以，在几秒钟之

31、内，上升蒸汽量就可以影响到塔顶。然而， 塔板下流的液相存在很大的延迟。主要是在回流量增加的时侯，开始要使存积在塔 板上的液相蓄存量也会随之增加，之后在这增加静压头的作用下，使得塔板的液相 速度不断增加，因此对回流量变化的响应存在一定的迟延。显而易见，除了顶部的 塔板外，要想使汽液比发生变化，用再沸器的加热量作为控制手段比用回流量的响 应要快。 2、组分迟延的影响 不管改变再沸器加热量，导致上升蒸汽的变化也好，还是对于回流的变化也好， 它们所施加的影响，都是通过对每块塔板上组分之间的互相平衡来实现的，最后才 引起顶部产品和底部产品组分浓度的变化。由于组分要达到静态平衡需要较长时间， 因此尽管上升

32、蒸汽量变化可以很快影响到塔顶组分浓度，但要使塔顶组分浓度变化 并达到一个新的平衡仍需花费很长的时间。回流变化情况类似，只是花费的时间更 多。 3、回流罐蓄液量和塔釜蓄液量引起的滞后影响 由式（2-12）可知，回流量 L 总是等于塔顶汽相流量和塔顶采出量 D 之差。 r V 因此，恒定时，控制 D 实质上就是改变了回流量 L。然而，回流罐有固定的蓄 r V 液量，从 D 的变化到 L 的变化都会引起迟延。液位的变化会引起蓄液量的变化， 从而会影响到 L 和 D 之间的关系。为此要使，L 和 D 的关系式成立，回流罐液 r V 位应当保持，这样在采用改变 D（或 DF）来控制塔顶产品质量的方案中，

33、才能 在不变时使回流量 L 及时跟踪采出量 D 的变化，否则将引起滞后，影响控制品 r V 质。塔釜也有与回流罐类似的蓄液量引起的滞后影响，塔釜液位变化引起蓄液量变 化，从而引起 V 和 B 的变化。要使，V 和 B 间的关系式（2-15）成立，塔釜液 S L 位必须严格保持一定。这样在采用改变 B 来控制塔底产品质量的方案中，才能在 L 不变时使再沸器加热量所引起的上升蒸汽量 V 及时跟踪塔底采出量 B 的变化， 否则将引起滞后，影响控制品质7。 2.3 补偿方法 我们常常采用的补偿方法有温差控制、双温差控制和补偿计算控制。 1、温差控制 对于精密精馏，我们要求产品的纯度要高，并且塔顶、塔底

34、产品的沸点的差不 大时，常采用温差来控制8。 采用温差作为衡量质量指标的参数，是为了消除压力波动对产品质量的影响。 因为，在精馏塔控制系统中虽设置了压力定值控制，但压力也总是会有些微小波动 而引起浓度变化，这对一般产品纯度要求不太高的精馏塔是可以忽略不计的。但如 果是精密精馏，产品纯度要求很高，微小的压力波动足以影响质量，就不能再忽略 了。也就是说，精密精馏时若用温度作质量指标就不能很好地代表产品的质量，温 度的变化可能是产品纯度和压力都变化的结果，为此应该考虑补偿或消除压力微小 波动的影响。 在选择温差信号时，如果塔顶采出量为主要产品，宜将一个检测点放在塔顶 （或稍下一些），即温度变化较小的

35、位置；另一个检测点放在灵敏板附近，即浓度 和温度变化较大的位置，然后取上述两测点的温度差作为被控变量。这里，塔T 顶温度实际上起参比作用，压力变化对两点温度都有相同影响，相减之后其压力波 动的影响就几乎相抵消。 在石油化工和炼油生产中，温差控制已应用于苯-甲苯、甲苯-二甲苯、乙烯-乙 烷和丙烯-丙烷等精密精馏塔。要应用得好，关键在于选点正确、温差设定值合理 （不能过大）以及操作工况稳定。 2、双温差控制 当精密精馏塔的塔板数、回流比、进料组分和进料塔板位置确定之后，那么该 塔塔顶和塔底组分之间的关系就被固定下来，典型的操作曲线如图 2-4 所示。 从图 2-4 可以看出，如果塔底轻关键组分越多

36、，则塔顶纯度就越高，反之亦然。 当一端产品的纯度固定时，另一端产品的纯度也就固定。图中的“O”，“X”， “Y”为不同的操作点。对于操作点“X”所对应的操作条件，精馏塔两端的产品 都达到较好的分离，显然“X”是期望的操作点。与操作特性曲线相对应的塔板温 度分布曲线如图 2-4（b）所示，图中曲线为不同操作条件所对应的温度分布。从 X 曲线可以看出，由塔顶向下，塔板间的温度变化较小，曲线急剧下降，到接近进 料塔板时，温度变化速度增加，直至接近塔底时，温度变化速度又减慢。然而，曲 线 O 所代表的操作点“O”的情况就不同，由于塔顶含有较多的重组分，使全塔温 度偏高，而精馏段的温度增大更为明显，其中

37、又有一块塔板温度增加最快，称此块 塔板为精馏段的灵敏板，而从进料板以下的温度变化较小，并趋近于塔底温度，因 此它比 X 线操作可得到更纯的塔底产品。曲线 Y 与曲线 O 的情况正好相反， a） b) 图 2-4 精馏塔操作曲线 灵敏板在提馏段，它可得到更纯的塔顶产品。 以上分析表明，如果塔顶重组分增加，会引起精馏段灵敏板温度较大变化；反 之，如果塔底轻组分增加，则会引起提馏段灵敏板温度较大的变化。相对地，在靠 近塔底或塔顶处的温度变化较小。将温度变化最小的塔板相应地分别称为精馏段参 照板和提馏段参照板9。如果能分别将塔顶、塔底两个参照板与两个灵敏板之间的 温度梯度控制稳定，就能达到质量控制的目

38、的，这就是双温差控制方法的基础。 图 2-5 双温差控制系统 双温差控制方案如图 2-5 所示，设，分别为精馏段参照板和灵敏板的温 11 T 12 T 度，分别为提馏段灵敏板和参照板的温度，构成精馏段温差=-与提 21 T 22 T 1 T 12 T 11 T 馏段温差=-，将这两个温差的差值作=-为控制指标。从实际 2 T 22 T 21 T d T 1 T 2 T 应用情况来看，只要合理选择灵敏板和参照板位置，可使塔两端达到最大分离度。 2.4 精馏塔的质量指标控制 精馏塔的控制目标是使塔顶和塔底的产品满足规定的质量要求。为使问题简化， 这里仅讨论塔顶和塔底产品均为液相时的基本控制方式。

39、对于有两个液相产品的精馏塔来说。质量指标控制可以有两种情况：一种是严 格控制一端产品的质量，另一端产品质量控制在一定的范围内。再一种方法是两端 产品的质量均需严格控制。当塔顶采出液为主要产品时，往往按精馏段指标进行控 制；当塔釜液为主要产品时，常常按提馏段指标控制；当塔顶和塔底产品均需达到 规定的质量指标时，就需要设置塔顶和塔底两端产品的质量控制系统。在这里我们 主要介绍按提馏段指标控制。 当塔釜液为主要产品时常常按提馏段指标控制。如果是液相进料，也常采用这 类方案。这是因为在液相进料时，进料量 F 的变化，首先影响到塔底产品浓度， B x 而塔顶或精馏段塔板上的温度不能很快得反映浓度的变化，

40、所以提馏段控制比较及 时。常用的控制方案也可分为两类。 1、按提馏段指标控制再沸器加热量，从而按制塔内上升蒸汽量 V，同时保持 口流量 L 为定值。此时，D 和 B 都是按物料平衡关系，由液位调节器控制，如图 2-6 所示。 图 2-6 提馏段控制方案一 该方案采用塔内上升蒸汽量 V 作为控制变量，在动态响应上要比回流量 L 控 制的滞后小，反应迅速，所以对克服进入提馏段的扰动和保证塔底产品质量有利。 所以该方案是目前应用最广的精馏塔控制方案。可是在该方案中，回流量采用定值 控制，而且回流量应足够大，以便当塔的负荷最大时仍能保证产品的质量指标。 图 2-7 提馏段控制方案二 2、按提馏段指标控

41、制塔底采出量 B。同时保持回流量 L 为定值。此时，D 是 按回流罐的液位来控制，再沸器蒸汽量由培釜液位来控制，如图 2-7 所示。该控制 方案正象前面所述的，按精馏段温度来控制 D 的方案那样，有其特有的优点和一 定的弱点、优点是当塔底采出量 B 较少时，操作比较平衡；当采出量 B 不符合质 量要求时，会自行暂停出料。缺点是滞后较大且液位控制回路存在反向特性。此外， 同样要求回流量应足够大，以保证在最大负荷时的产品质量10。 如果精馏塔采用提馏段指标进行控制，我们要想提高控制质量和控制品质，对 提馏段控制要求也比较高。 本次设计的是精馏塔提馏段串级控制系统，在设计之前我们先介绍控制系统中 的

42、串级控制理论。 第三章 串级控制理论 简单控制系统是过程控制中结构最简单、最基本、应用最广泛的一种形式，它 解决了工业生产过程中大量的参数定值控制问题。但是，随着现代工业生产过程向 着大型、连续和集成化方向发展，对操作条件的要求更加严格，对系统的控制精度 和功能提出了新的要求，对能源消耗和环境污染也提出了限制。对于这些情况简单 控制系统不能满足工艺生产对控制质量的要求，因此，需要对简单控制系统结构进 行改进、增加辅助回路或其他环节构成复杂控制系统。串级控制系统由于调节品质 好，特别适用于阶次较高，时间常数较大和有较大延迟的调节对象，因此是复杂控 制系统中最为常用的一种控制系统11。 3.1 串

43、级控制系统的结构 图 3-1 通用的串级控制系统方框图 图 3-1 表示的是通用的串级控制系统方框图。下面参照该图介绍名词术语。 主变量 称主变量，保持其稳定是控制的主要目标。 1 y 副变量 称副变量，他是被控制过程中引出的中间变量。 2 y 副对象 在图中以表示，它反映了副变量与操作之间的通道特性。)( 2 sGp 主对象 在图中以表示，它是主变量与副变量的传递函数。)( 1 sGp 主控制器 即图中，它给定值与主变量的偏差,它的输出作为副控制器的)( 1 sGc 给定值。 副控制器 即图中，它接受的是主控制器的输出值与副变量的偏差,它的)( 2 sGc 输出控制阀门。 副回路 属于串级控

44、制系统内环，由测量变送器、副控制器、控制阀、副对象 组成的一个回路。 主回路 若将副回路看成一个以主控制器输出为输入，以副变量为输出的等效 环节,则串级系统转化为一个单回路，称这个单回路为主回路。强调一下，主回路 并不是指将副变量测量变送环节前或后断开后形成的单回路。 3.2 串级控制系统的基本原理 在这里，为了研究一下串级控制系统的基本原理，选择串级过热汽温调节系统 为例，对其进行详细分析。串级过热汽温调节系统的结构方框图如下图 3-2 所示。 2 1 Z K PI 2 过热器过热器 蒸汽 减温水 1 2 1 I 2 I PI1 10 I 1T I 2T I 图 3-2 串级过热汽温控制系统

45、 串级过热汽温控制系统中，以减温器的喷水作为控制手段，根据在减温水量的 WB 扰动时，因为减温器距离过热器出口较远，主蒸汽温度有较大容积的延迟。 1 若采用单回路控制主气温将无法取得满意的控制品质。为此再取一个对减温水量 1 变化反应快的中间温度信号作为导前信号，就完全可以构成以为副参数、 2 2 为主参数的串级控制系统。系统中有主、副两个调节器。副调节器 PI2 接受减温 1 器出口温度信号和主调节器的输出信号，当有某种扰动使气温比提早反应， 2 1 那么由于 PI2 的提前动作，扰动引起的波动很快消除，从而使主气温基本不受 2 1 影响。另外，PI2 的给定值受主调节器 PI1 的影响，P

46、I1 根据改变的给定值， 1 2 从而保证负荷扰动时，仍能保持满足要求。副调节器的输出控制执行机构 KZ位 1 移从而控制减温水调节阀门的开度。主调节器 PI1 用于维持主蒸汽温度，使其等 1 于给定值。 Z K K 2 1 O V 1 V 2B W 1B W B W 2 1 2 V )( 2 sWO)( 1 sWO)( 1 sWT )( 2 sWT 1 V 1 V 2 V 由图 3-2 可知，主调节器 PI1，其输入偏差信号为，输出信号为,副 101 II 1T I 调节器 PI2 接受导前汽温信号和主调节器 PI1 的输出信号，输出为。当 2 I 1T I 2T I 过热汽温升高时，增加，

47、主调节器输出减小，副调节器输出增加，减水 1 I 1T I 2T I 量增加，过热汽温下降。在主、副调节器都具有 PI 控制规律下，当系统达到稳定 时，主、副调节器的输入偏差均为零，即 =；= 1 I 10 I 2 I 1T I 由此认为主调节器的输出是导前汽温的给定值。 1T I 2 I 为了便于分析，给出了主汽温串级控制系统原理方框图，如图 3-3 所示。 从图 3-3 可以看出，串级控制系统与简单控制系统有一个明显的区别，即串级 控制系统在结构上形成了两个闭环。一个闭环在里面称为内回路或副回路，副回路 由对象的导前区(s) ,导前气温变送器，副调节器(s),执行器 和减温调 2O W 2

48、 2T W Z K 节阀组成。内回路的任务是尽快消除减温水量的自发扰动和其他进入内回路的 K 各种扰动，对过热气温的稳定起粗调的作用，副调节器一般选用 P 或 PD 调节器以 实现副回路的快速跟随作用；一个在闭环在外面称为外回路或主回路。主回路由对 象的惰性区（s）,主气温变送器，主调节器(s)，以及副回路组成。主回 1O W 1 1T W 路的任务是保持过热气温等于给定值，所以主调节器可采用 PI 或 PID 调节器。 串级控制系统能改善控制品质，主要是有一个能快速动作的内回路存在。由 图 3-2 可以看出，导前气温信号能快速反映扰动，尤其是减温水侧的自发性扰动 2 ,只要变化，内回路就立即

49、动作，用副调节器(s)的输出去控制减温水量， 1B W 2 2T W 使维持在一定的范围内，从而使过热气温基本不变。当主气温偏离给定值 2 1 1 时，则有主调节器(s)发出校正信号,通过副调节器及执行机构改变减温水量， 1T W 1 V 使主气温最终恢复到给定值。 图 3-3 串级过热汽温控制系统原理框图 主控制器 主测量变送器 主对象等效对象 给定主变量 3.3 串级控制系统的分析 与简单控制系统相比，串级控制系统只是在结构上增加了一个内回路，因而， 在相同的干扰作用下，其控制品质大大高于单回路控制系统12。串级控制系统具 有如下几方面大的特点； 1、对于进入副回路的干扰具有极强的克服能力

50、 串级控制系统的这个特点在喷水减温控制的例子中表现的很清楚。当减温水量 的自发扰动使主蒸汽的温度改变后，如果没有副回路，则一定要等到主蒸汽的温度 测量值发生变化后，控制器才能产生新的动作。而由于副回路的存在，就可以提前 发现蒸汽温度的变化，并及时地通过副调节器改变进水量，以便把蒸汽温度调回来。 这样，即使是干扰对主蒸汽温度的影响不能完全消除，也肯定比没有副回路时要小 的多。因此，主要干扰作用于副回路时，串级控制的质量要比单回路控制好得多。 2、改善了控制系统的动态特性，提高了工作频率 串级控制系统中副回路的引入，相当于将单回路控制系统中包括执行器在内的 广义对象分为两部分，一部分有副回路代替，

51、另一部分就是主对象。可以把副回路 看成是主回路中的一个环节，或者把副回路理解为一部分等效对象。此时串级控制 系统方框图可以简化成图 3-4。从理论上可以证明，由于副回路的存在，可以使等 效对象的时间常数大大减小，这样整个系统中对象总的时间滞后就近似的等于主对 象的时间滞后，单回路控制系统对象总的时间滞后要缩短，因此，系统的动态响应 加快，控制更加及时，减小了最大动态偏差；由于等效时间的缩短，提高了系统的 工作频率，缩短了振荡周期，减少了过渡时间。 图 3-4 串级控制系统的等效方框图 3、对负荷和操作条件的变化具有一定的适应能力 生产过程往往包含一些非线性因素。随着生产负荷和操作条件的改变，对

52、象的 特性就会发生变化。而控制系统投运时所所设定的控制器参数是在一定的负荷和操 作条件下，按某种质量指标整定得到的。因此，这些控制器的参数只适应于较小的 工作范围内。当负荷和操作条件变化过大，超出了这个适应范围，那么控制质量就 很难保证。这是单回路控制系统中一个难题。但是，在串级控制系统中情况就不同 了。主控制器可以按照生产负荷和操作条件的变化情况相应地调整副控制器的给定 值，使系统运行在新的工作点上，从而保证在新的负荷和操作条件下，控制系统仍 然具有较好的控制质量。 由于串级控制系统的特点和结构，它主要适合于被控对象的测量滞后或纯滞后 时间较大，干扰作用强而且频繁，或者生产负荷经常大范围波动

53、，简单控制系统无 法满足控制要求的场合。 3.4 串级控制系统的设计和控制器的选择 为了更好的发挥串级控制系统的的优点，在设计实施控制系统中，应合理的设 计主、副回路及选择主、副调节器的控制规律。 3.4.1 主、副回路的设计 串级控制系统的控制质量之所以由于单回路控制系统，主要是因为串级控制 系统引入了副回路。因此，要充分发挥串级控制系统的作用，副回路的设计是一个 关键的问题。选择一个合适的副参数，对提高控制品质有着重要的作用。 1、应将生产中的主要干扰纳入到副回路中 通常串级控制系统是被用来克服对象的容积迟延和惯性。在设计串级控制系统 时，能够把生产中变化幅度最大、最剧烈、最频繁的干扰包括

54、在副回路中。因此， 副参数的选择应使副回路的时间常数小，控制通道短，反应灵敏。使得干扰在影响 主参数之前就得到克服，副回路的这种超前控制作用，必然使控制质量有很大的提 高。 2、在有可能的前提下，应将更多的干扰纳入到副回路中 在生产中，除了主要干扰因素外，还存在许多次要干扰，或者许多系统的干扰 较多且难分主次。由于副回路的快速抗干扰能力，因此使副回路更多的纳入一些干 扰的话，对控制质量的提高是有利的。 3、应使主、副回路工作频率适当匹配 由于串级控制系统中主、副回路是两个相对独立又密切相关的回路。根据串级 控制系统中副回路的工作特性，所选的副参数应具有一定的灵敏度、时间常数小一 点，这样有利于

55、加快控制作用，缩短控制时间。为了避免发生串级系统的共振现象， 产生严重的后果。所以主、副回路的工作频率要适当匹配，通常主对象与副对象时 间常数之比在 3-10 倍较为合适。 3.4.2 主、副控制器规律的选择 串级控制系统在生产过程中应用很广，根据生产工艺对主、副变量的不同控制 要求，主、副控制器也应该选择不同的控制规律。 1、主变量是生产工艺的重要指标，对它的控制精度要求很高，而副回路的引 入完全是为了保证主变量的稳定，对它没有严格的要求且允许在一定的范围内波动。 这类串级控制系统在生产过程中最长见。 为了保证主变量的控制精度，保证在受到干扰作用后过渡过程没有余差，主控 制器至少应选择比例积

56、分（PI）控制规律。如果主对象的测量滞后比较大，在必要 时也可引入微分作用，即采用 PID 控制规律。对于副控制器，由于要求不高，一 般选用 P 调节就能满足要求。 2、对主变量的控制质量要求不高，甚至允许它在一定的范围内波动，但要求 副变量能快速跟随主控制器。对此，主控制器应选 P 控制规律，而副控制器则应 选 PI 控制规律。这种串级控制系统主要用于被控变量的给定值需要跟随另一个变 量的调节而变动的场合，在工程上很少见。 3、生产工艺对主变量的控制要求比较多，同时对副变量的控制质量也有一定 的要求。在这种情况下，为保证主变量的控制精度，主控制器需选择比例积分控制 规律；为了使副变量在干扰作

57、用下也能达到一定的控制质量，副控制器也应该选择 比例积分控制规律。 4、生产工艺对主变量和副变量的控制质量要求都不十分严格，采用串级控制 系统只是为了使两个变量能相互兼顾。在这种情况下，主、副控制器均可以采用比 例控制规律。但有时为了防止主变量偏离给定值太远，主控制器也可考虑适当地引 入积分控制规律。 一般情况下主控制器的任务是准确保持被调量符合生产要求。一般采用串级控 制的生产过程对控制品质的要求总是很高的，不允许被调量存在静差。因此主控制 器必须具有积分作用，一般都采用 PI 控制器，如果控制对象惰性区的容积数目较 多，同时有主要扰动落在副回路以外的话，就可以考虑采用 PID 控制器。副控

58、制 器的任务是要快速动作以迅速消除进入副回路内的扰动，而且副参数并不要求无差， 所以一般都选 P 控制器，也可采用 PD 控制器，但这增加了系统的复杂性。在一般 情况下，采用 P 控制器就足够了，如果主、副回路频率相差很大，也可考虑采用 PI 控制器。 3.4.3 主、副控制器正反作用的确定 在串级控制系统中确定主、副控制器作用方式的基本原则仍是要保证整个闭合 回路为负反馈。 副控制器的正反作用只与副回路的各个环节有关，而与主回路无关。根据各个 环节规定符号“乘积为负”的判别准则，选择串级控制系统副控制器的符号。具体 的判别式为： （副控制器）（执行器）（副对象）（副变送器）=（） 主控制器的正反作用只与主对象有关，而与副回路无关，在主回路中有主控制 器、副回路、主对象、主变送器四个环节。其中变送器环节一般情况下都是取 “+”号，可以不考虑。由于副回路是一个随动系统，它的最终控制结果总是要使 副变量跟随主控制器的输出而变化，当副回路的输入增加时，副回路的输出也要增 加，由此可见副回路也是一个“+”环节。这样主控制器的正反作用就只取决于主 对象的符号了。为了保证回路中各个环节总的符号乘积为负，当主对象的符号为 “+”时，主控制器