精馏塔控制系统

第6章精储塔控制系统

6、1概述

精锵就就是化工、石油化工、炼油生产过程中应用极为广泛得传质传热过程。

精馆得目得就就是利用混合液中各组分具有不同挥发度，将各组分分离并达到规

定得纯度要求。精馆过程得实质就就是利用混合物中各组分具有不同得挥发度,

即同一温度下各组分得蒸汽分压不同，使液相中轻组分转移到气相,气相中得重组

分转移到液相，实现组分得分离。

轻组分得转移提供能量;冷凝器将塔顶来得上升蒸汽冷凝为液相，并提供精饱

所需得回流。

精馆过程就就是一个复杂得传质传热过程。表现为:过程变量多，被控变量多,

可操纵得变量也多;过程动态和机理复杂。因此,熟悉工艺过程和内在特性,对控制

系统得设计十分重要。

6、1、1精储塔得控制要求

精馆塔得控制目标就就是:在保证产品质量合格得前提下，使塔得回收率最

高、能耗最低，即使总收益最大，成本最小。

精馆过程就就是在一定约束条件下进行得。因此,

精馆塔得控制要求可从质量指标、产品产量、能量消耗

和约束条件四方面考虑。

1.质量指标

B,XB

精眼塔得质量指标就就是指塔顶或塔底产品得纯度。通常，满足一端得产品

质量，即塔顶或塔底产品之一达到规定纯度，而另一端产品得纯度维持在规定范围

内。所谓产品得纯度，就二元精糖来说,其质量指标就就是指塔顶产品中轻组分含

量和塔底产品中重组分含量。对于多元精饱而言，则以关键组分得含量来表示。

关键组分就就是指对产品质量影响较大得组分，塔顶产品得关键组分就就是易挥

发得，称为轻关键组分;塔底产品得关键组分就就是不易挥发得，称为重关键组分。

产品组分含量并非越纯越好，原因就就是，纯度越孰对控制系统得偏离度要求就

越高，操作成本得提高和产品得价格并不成比例增加，因此纯度要求应与使图

6、1-1精馆塔示意图

用要求适应。

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,维持塔得正常平稳

操作,以及上下工序得协调工作。物料平衡得控制就就是以冷凝罐（回流罐）与塔釜

液位一定（介于规定得上、下限之间）为目标得。

3、能量平衡和经济平衡性指标

要保证精福塔产品质量、产品产量得同时，考虑降低能量得消耗,使能量平衡,

实现较好得经济性。

4、约束条件

精储过程就就是复杂传质传热过程。为了满足稳定和安全操作得要求，对精

锚塔操作参数有一定得约束条件。

气相速度限:精储塔上升蒸汽速度得最大限。当上升速度过高时,造成雾沫带,

塔板上得液体不能向下流，下层塔板得气相组分倒流到上层塔板，出现液泛现象O

最小气相速度限:指精锵塔上升蒸汽速度得最小限值。当上升蒸汽速度过低

时，上升蒸汽不能托起上层得液相，造成漏夜，使板效率下降,精饱操作不能正常进

行。

操作压力限:每一个精馆塔都存在最大操作压力限制。

临界温度限:保证特馅塔得正常传热需要、保证合适得回流温度，使精馆塔能

够正常操作。

6、1、2精馆塔得扰动分析

影响物料平衡得因素包括进料量和进料成分得变化、塔顶馆出物及底部出料

量得变化。

影响能量平衡得因素主要包括进料温度或釜温得变化、再沸器加热量和冷凝

器冷却量得变化及塔得环境温度得变化等。

扰动有可控得也有不可控得。

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,对精馅塔得操作会造

成很大得影响。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，多数情况下也就

就是难以测量得。

2.进料温度和进料热蛤值

进料温度和热蛤值影响精馆塔得能量平衡。控制策略就就是采用蒸汽压力

（或流量）定值控制，或根据提馆段产品得质量指标,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彩响精锚塔得能量平衡C控制策略就就是组成塔压得定

值控制，或将冷却水压力作为串级控制系统得副被控变量进行控制。

4、冷却水压力和温度

冷却水温度得变化通常不大，对冷却水可不进行控制。使用风冷时控制时策

略就就是根据塔压进行浮动塔压控制。

5、环境温度

环境温度得变化较小，且变化幅度不大，因此，一般不用控制。

6、2精保塔得特性

6、2、1精饱答得精态特性

精储塔得精态特性可以通过分析塔得基本关系来表述,即物料平衡和能量平

衡关系。以图6、1.1所示得二元简单精锵过程为例，说明精馅塔得基本关系。

1、物料平衡关系

一个精馅塔,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所示得精饱过程,其物料平衡关系为:

总物料平衡F=D-vB

（6、2-1）

轻组分平衡F•Zf=D•X。+B♦XR

（6、2-2）

由式（6、2-1）和（6、2-2）联立可得：

F、

^D=-（/Zf-^B）+XB

（6、2-3）

式中F、D、B——分别为进料、顶馅出液和底留出液流量；

Z/、人/）、Ag-------分别为进料、顶馀出液和底馅出液中轻组分含量。

同样也可写成：

3「0Z/

FxD-x8

（6、2-4）

从上述关系可看出:当。/斤增加时将引起顶、底播出液中轻组分含量减少，即

小、/下降。而当8/尸增加时将引起顶、底馆出液中轻组分含量增加。即，,、

XB上•升0

然而，在。/尸（或劣尸）一定，且2/一定得条件下并不能完全确定打、4得数值,

只能确定与与4之间得比例关系，也就就就是一个方程只能确定一个未知数。要

确定”与4两个因数必须建立另一个关系式:能量平衡关系。

2、能量平衡关系

在建立能量平衡关系时，首先要了解一个分离度得概念。所谓分离度s可

用下式表示：

-“0）

从式（6、2-5）可见:随着分离度s得增大,而4减小，说明塔系统得分离效

果增大。彩响分离度s得因素很多，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V和进料量产得比值等。对于一个既定

得塔来说：

Sx"I）

卜

（6、2—6）

式（6、2-6）得函数关系也可用一近似式表示：

V

—=/3Ins

（6、2-7）

或可表示为：

-=In而0f）

FxB（\-xD）

（6、2-8）

式中4为塔得特性因子。

由式（6、2—7）、（6、2-8）可以看出，随着V//增加,s值提高。也就就就是

与增加,4下降，分离效果提高了。由于V就就是由再沸器施加热量来提高得，所

以该式实际就就是表示塔得能量对产品成分得影响，故称为能量平衡关系式，而

且由上述分析可见:V/F得增大，塔得分离效果提高，能耗也将增加。

对于一个既定得塔，包括进料组分一定，只要£>//和V/尸一定，这个她得分离

结果，即小与乙将被完成确定。也就就就是说，由一个塔得物料平衡关系与能量平

衡关系两个方程式,可以确定塔顶和塔底组分两个待定因数。

上述结论与一般工艺书中所说保持回流比R=〃。一定，就确定了分离结果

就就是一致得。

精幽塔得各种扰动因素都就就是通过物料平衡和能量平衡得形式来影响塔

得操作。因此,弄清精像塔中得物料平衡和能量平衡关系，为确定合理得控制方案

奠定了基础。

6、2、2精饰塔得动态特性

1、动态方程得建立

精健塔就就是一个多变量、时变、非线性对象。对其动态特性得研究，人们

已经做了不少工作。要建立整塔得动态方程，首先要对精第塔得各部分:精询段、

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所示二元精馅塔第/块塔板为例说明如何建立单板动态方程。

总物料平衡:

L-+V一此

Lvv(6、

S+i勺十；-ii出

2-9)

06.2-1描耀塔第j块塔板物角流勖情况

轻组分平衡:

d\M.xA

4+B/+I-4勺+匕-|丁日一匕X二力（6、2-1

0）

式中：L表示回流量，下标指回流液来自哪块板W表示上升蒸汽量，下标指来

自哪一块板得上升蒸汽;M指液相得蓄存量;/、y分别指液相和气相中轻组分得

含量，同样下标指回流浪及上升蒸汽来自哪块塔板。

由于各部分得动态方程。可整理得到整塔得动态方程组。对于整个精缁塔来

说就就是一个多容量得，相互交叉连接得复杂过程，要整理出整塔得传递函数就就

是相当复杂得。

2、动态影响分析

通过上面得讨论,可知精锵塔动态方程得建立就就是复杂得，尤其建立一个精

确而又实用得动态方程更就就是具有一定得难度。因此从定性得角度来分析精偏

塔得动态影响，对合理设计控制方案有积极得指导意义。

1）上升蒸汽和回流得影响

在精锵塔内，由于上升蒸汽只需克服塔板上极薄覆盖得液相阻力，因此上升蒸

汽量得变化几秒钟内就可影响到塔顶,也就就就是说上升蒸汽流量变化得影响就

就是相当快得。

然而由塔板下流得液相有相当大得滞后。当回流量增加时，必须先使积存在

塔板上得液相蓄存量增加，然后在这增加得液体静压柱得作用下，才使离开塔板得

液相速度增加，所以对回流量变化得响应存在着滞后。

由此可得出这样得结论:要使塔上得任何一处（除塔顶塔板外）得气液比发生

变化，用再沸器得加热量作为控制手段，要比回流量得响应快。

2）组分滞后得影响

丫和L得变化，引起和/得变化，都就就是通过每块塔板上组分之间得平

衡施加影响得结果。由于组分要达到静态平衡需要一定得时间，所以尽管V得变

化可较快彩响到塔顶，但要使塔顶组分浓度.%变化达到一个新得平衡仍要经过不

少得时间。同样。得变化也就就是一样。且需花费更多得时间。

组分滞后得影响就就是由于塔板上得组分要等到影响组分得液相或气相流

量稳定较长时间后才能建立平衡。随着塔板上液相蓄存量得增加，组分滞后增加。

因此塔板数得增加及回流比得增加，均会造成塔板上液相蓄存量得增加，从而导致

组分得滞后也增加。当再沸器加热量。得增加而引起V得增加，通过改善气、液

接触，可以减少组分得滞后。

3）回流罐蓄液量和塔釜蓄液量引起得滞后影响

由物料平衡关系可知:在尸一定得情况下，改变。和8均能引起X。和4

得变化。实际上。得变化就就是通过L得变化（在回流罐液位不变时）才能彩响到

塔内得气液平衡,从而控制产品得质量与和4。然而，回流罐有一定得蓄液量，从

。变化到L得变化会产生滞后。同样8得变化也就就是通过V得变化（在塔釜液

位不变时）才能彩响到塔内得气液平衡，从而控制产品得质量小和塔釜得蓄液

量也会使8得变化到丫得变化产生滞后，通常塔釜截面积要比回流罐小得多,所以,

由于塔釜蓄液量引起得滞后要比回流罐得蓄液量引起得滞后小。

6、3精储塔被控变量得选择

精储塔被控变量得选择,主要就就是讨论质量控制中得被控变量得确定,

以及检测点得位置等问题。通常,精铺塔得质量指标选取有两类:直接得产品成分

信号和间接得温度信号。

6、3、1采用温度作为间接质量指标

对于二元精馆塔,当塔压恒定时，温度与成分之间有一一对应得关系，因此，常

用温度作为被控变量。对于多元精馅塔。由于石油化工过程中精幽产品大多数就

就是碳氢化合物得同系物,在一定塔压下，温度与成分之间仍有较好得对应关系，

误差较小。因此,绝大多数精馆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得前提就就是塔压恒定。因此，下述控制方案都

认为塔压已经采用了定值控制系统。

1.精馆段得温度控制

精储段温度控制以精储段产品得质量为控制目标，根据温度检测点得位置不

同，有塔顶温度控制、灵敏板温度控制和中温控制等类型。操纵变量可选择回流

量L或塔顶采出量也可将塔釜采出量8作为操纵变量，但应用较少。

采用塔顶温度作为被控变量,能够直接反映

产品质量，但因邻近塔顶处塔板之间得温度差很

小,该控制方案对温度检测装置提出较高要求，例

如高精确度、高灵敏度等。此外，产品中得杂质影

响产品得沸点，造成对温度得扰动，因此，采用塔顶

温度控制塔顶产品质量得控制方案很少采用，主

要用于石油产品按沸点得粗级切割馅分处理。图6.3-1塔板与温度变化曲线

采用精锵段灵敏板温度作为被控变量,能够快速反映产品成分得变化。灵敏

板就就是在扰动彩响下塔板温度变化最大得塔板。因此，该塔板与上下塔板之间

有最大得浓度梯度,具有快速得过程动态响应。图6、3-1显示第11塔板就就是

灵敏板，该塔板在扰动正反向变化时具有相接近得较大得增益。灵敏板位置可仿

真计算或实测确定，因塔板效率不易准确估计，因此，实际应用时，可在计算得灵敏

板上下设置若干温度检测点，根据实际运行情况选择。

中温通常指加料板稍上或稍下得塔板，或加料板得温度。采用中温作为被控

变量，可以兼顾塔顶和塔底成分，及时发现操作线得变化。但因不能及时反映塔顶

或塔底产品得成分，因此，不能用于分离要求较高、进料浓度变化较大得应用场合。

采用精储段温度控制得场合就就是：

①对塔顶产品成分得要求比对塔底产品成分得要求严格；

②全部为气相进料；

③塔底或提播段温度不能很好反映组分得变化,即组分变化时，提播段塔板温

度变化不显著，或进料含有比塔底产品更重得影响温度和成分关系得重杂质。

2、提馅段得温度控制

提铺段温度控制以提馀段产品得质量为控制目标，根据温度检测点位置可分

为塔底温度、灵敏板温度和中温控制等。操纵变量可选择再沸器加热蒸汽量匕或

塔底采出量8。也可将塔顶采出量。作为操纵变量,但应用较少。控制策略与精

储段温度控制类似。

采用提储段温度控制得场合就就是：

①对塔底产品成分得要求比对塔顶产品成分得要求严格；

②全部为液相进料；

③塔顶或精锵段温度不能很好反映组分得变化，即组分变化时,精饱段塔板温

度变化不显著，或进料含有比塔顶产品更轻得影响温度和成分关系得轻杂质；

④采用回流控制时，回流量较大，她得微小变化对产品成分影响不显著,而较大

变化又会影响精锵塔平稳操作得场合。

3、采用压力补偿得温度作为间接质量指标

塔压恒定就就是采用精馆塔温度控制得前提。当塔压变化或精密精馅等控

制要求较高时，微小得压力变化将澎响温度和成分之间得关系，因此，需对温度进

行压力补偿。常用得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

精馆塔中，成分就就是温度和塔压得函数,当塔压恒定或有较小变化叱温度与

成分有一一对应关系。但精密精储时，产品纯度要求较高，微小塔压变化将引起成

分波动。例如，苯一甲式分离时，压力变化6、67kPa,苯得沸点变化为2℃。

温差控制得原理就就是以保持塔顶（或塔底）产品纯度不变为前提得，塔压变

化对两个塔板上得温度都有影响，且影响有几乎相同得变化，因此，温度差可保持

不变。通常选择一个塔板得温度和成分保持基本不变得作为基准温度，例如，选择

塔顶（或稍下）或塔底（或稍上）温度。另一点温度选择灵敏板温度。

温差控制常应用于分离要求较高得精密精馅。例如,苯-甲苯-二甲苯、乙垢-

乙烷、丙烯-丙烷等精密精饱。应用时要注意选择合适得温度检测点位置，合理设

置温差设定值，操作工况要平稳。

2）双温差控制

精饱塔温差控制得缺点就就是进料流量变化叱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。双温差控制得设计思想就就是进料对精饱段温差得彩响和

对提惚段温差得影响相同，因此，可用双温差控制来补偿因进料流量变化造成得对

温差得影响。应用时除了要合适选择温度检测点位置外，对双温差得设定值也要

合理设置。

3）根据压力补偿计算温度设定值得控制

采用计算机控制装置或DCS进行精饱塔控制时，由于计算机具有强大得计

算功能，因此，对塔压变化得影响也可用塔压补偿得计算方法进行。补偿公式如下:

jnp>2fT1

Q=1+笠(〃-.%)+^71_(〃-〃o)28、3-1)

dpdp

式中就就是产品所需成分在塔压Po时对应得温度设定值;P就就是塔压

测量值;Po就就是设计骞塔压值;，p就就是在实际塔压P条件下得温度设定值。因

此,组成根据塔压模型计算温度设定值得控制系统。应用时需合理设置补偿公式

中得系数项，通常，取到二次第已经满足控制要求。当精确度不能满足产品纯皮要

求时,也可增加赛次。此外，对塔压信号需进行滤波，温度检测点位置应合适，补偿系

数应合适。

6、4精储塔得基本控制

精像塔有多个被控变量和多个操纵变量,合理选择她们得配对，有利于减小

系统得关联，并使精饱塔得操作平稳。

欣斯基［1］经研究提出了精馆塔控制中变量配对得三条准则：

①当仅需要控制塔得一端产品时，应选用物料平衡方式控制该端产品得质量；

②塔两端产品流量较小者，应作为操纵变量去控制塔得产品质量；

③当塔两端产品均需按质量控制时,一般对含纯产品较少，杂质较多得一端采

用物料平衡方式控制其质量，对含纯产品较多,杂质较少得一端采用能量平衡方式

控制其质量。

当选用塔顶产品偏出物流量D或塔底采出量8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L或再沸器加热蒸汽量V作为操纵

变量时，称为能量平衡控制。

6、4、1产品质量得开环控制

精储塔产品得质量开环控制就就是不采用质量指标作为被控变量得控制。这

里，质量开环控制指没有根据质量指标得控制。因此，精储塔得质量开环控制主要

就就是根据物料平衡关系,从外围控制精馅塔得。//(或B/F)和V",使其产品满

足工艺要求。

1、固定回流量L和蒸汽量V

当进料量及其状态恒定时，采用回流量L、蒸汽量V定值控制,就能使。和B

固定，有公式可知，产品得成分就可确定。控制方案如图6、4-1所示,变量得配对见

表1-2O

表1-2固定回流和蒸汽量得变量配对

被控变量回流量L再沛器加热蒸回流罐液位塔釜液位

汽V

操纵变量回流量L再沸器加热蒸塔顶流出液量塔底采出液量

汽丫DB

为消除进料量得扰动，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，与回流量和蒸汽量组成前馈-反馈控制系统C

2、固定塔顶惚出量。和蒸汽量V

当回流比很大时，控制馅出量。比控制回流量L更有利。例如,L=5(),D=

1,则控制回流量L变化1%,。将变化50%,因此多田田制。可使操作更平稳。

控制系统得变量配对见表1—3,控制方案如图6、4-2所示。

表1・3固定塔顶偏出量和蒸汽变量配对

塔顶流出液量再沸器加热蒸回流罐液位塔釜液位

被控变量D汽丫

操纵变量塔顶流出液量再沸器加热蒸回流量L塔底采出液量

B

D汽V

3、固定塔底采出量8和回流量L

控制塔底采出量6与控制再沸器蒸汽量V得控制方案与方案一相似。方案一

直接控制蒸汽量V，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L再沸器加热蒸回流罐液位塔釜液位

汽V

操纵变量回流量L再沸器加热蒸塔顶流出液量塔底采出液量

汽丫DB

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按精饱段指标得控制

按精饱段质量指标进行控制就就是在精阳段温度或成分作为被控变量得控

制。如果操纵变量就就是产品得出料,则称为间接物料平衡控制。

1、直接物料平衡控制

该控制方案得被控变量就就是精馅段温度，可以就就是塔顶温度。操纵变量

就就是塔顶馆出量。，同时，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精馅塔直接物料平衡控制得变量配对

被控变量精馆段温度再沸器加热蒸回流罐液位塔釜液位

汽丫

操纵变量塔顶馆出量。再沸器加热蒸E流量L塔底采出液量

B

汽丫

该控制方案得优点就就是物料和能量平衡之间得关联最小，内回流在环境温

度变化时基本不变，产品不合格时不出料。该控寂方案得缺点就就是控制回珞得

滞后大，改变后，需经回流罐液位变化并影响回流量,再影响温度，因此，动态响应较

差。适用于塔顶馆出量。很小（回流比很大）、回流罐容积较小得精施操作。

当储出量。有较大波动时，还可将精饱段温度作为被控变量，馅出量。作为副

被控变量组成串级控制系统。

2、间接物料平衡控制

由于回流变化后再影响锵出量。，因此就就是间接物料平衡控制,精

馆段得变量配对见表1-6,控制方案如图6、4-5所示。

表1-6精饱段间接物料平衡控制得变量配对

被控变量精馅段温度再沸器加热蒸回流罐液位塔釜液位

汽Y

操纵变量回流量L再沸器加热蒸塔顶馆出量。塔底采出液量

B

汽V

该控制方案得优点就就是控制作用及时,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。该控制方案得缺点就就是内回流受外界

环境温度影响大，能量和物料平衡直接得关联大。主要使用于回流比小于0、8及

需要动态响应快速得精锵操作,就就是精第塔最常用得控制方案。

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、7精馅段直接物料平衡控制图6、4-5精

馅段间接物料平衡控制

6、4、3按提馆段指标得控制

按提馆段质量指标进行控制就就是将提馆段温度或成分作为被控变

量得控制。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

根据提馈段温度控制塔底采出量B得控制方案就就是直接物料平衡控制。同

时,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、4一6所示。

表1-7提留段直接物料平衡控制得变量配对

被控变量提馅段温度回流量L回流罐液位塔釜液位

操纵变量塔底采出液量回流量L塔顶馆出量。再沸器加热蒸

B汽丫

该控制方案具有能量和物料平衡关系得关联小，塔底采出量3较小时操作较

平稳，产品不合格时不出料等特点。但与精馅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。适用于8很小，且0、2

得精储操作。

2、间接物料平衡控制

采用再沸器加热量V作为操纵变量，控制提俺段温度得控制就就是间接物料

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、

4-7o

表1-8提储段间接物料平衡控制得变量配对

被控变量提馆段温度回流量L回流罐液位塔釜液位

操纵变量再沸器加热蒸回流量L塔顶馆出量。塔底采出液量

B

汽V

图6、4-6提馅段直接物料平衡控制图6、4

-7提留段间接物料平衡控制

该控制方案具有响应快、滞后小得特点，能迅速克服进入精馀塔得扰动影响。

缺点就就是物料平衡和能量平衡关系有较大关联。适用于V//<2、0得精诧操

作。

6、4、4精储塔得塔压控制

精饱塔压得恒定就就是采用温度作为间接质量指标为前提。影响塔压得因素

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、加压精锚塔得压力控制

（1）液相采出，流出物含大量不凝物。控制方案如图6、4-8o

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0

（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、4-9o

塔

)

图6、今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

塔压先通过改变冷却剂量调节，当冷剂全开后,塔压仍不能下降时,说明塔内

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，降低塔压。

(3)液相采出，流出物含微量不凝物(如图6、4-10⑶⑹(c)所示)。

方案(a)用塔压控制冷却水量,最节省冷却水量。

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，改变进入冷凝器得气体推动力,即改变冷凝器两端得压差,

动态响应较灵敏。

⑥

图6、4>10(a)(b)©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组成单回路控制系统（如图6、

4-11所示）。

图6、&11气相采出时塔压控制方案

当气相采出就就是下一工序进料时，可采用塔压为主被控变量、气相出料流

量为副被控变量得串级均匀控制系统。

2.减压精储塔得压力控制

蒸汽交气

当减压塔得压力控制采用蒸汽喷射泵抽真------------q耳衿I

空时，可采用如图6、4—12所示得控制方案。由匕、v.壹~Mi超汽

于蒸汽喷射压力与真空度有一一对应关系，因

此,可采用蒸汽喷射压力恒定得控制系统,同时，J

采用吸入支管得控制阀进行微调。当减压塔得压力采用电动真空泵时，常采用调

节不凝气体得抽出量来保证塔顶得真空度，控制阀安装在真空泵回流管。

图6、4-12减压塔压力控制

3.常压精铺塔得压力控制

对塔顶压力得恒定要求不高时，可采用常压精饱。她不需要压力控制系统。

仅需在精筋设备（冷凝罐或回流罐）上设置一个通大气得管道，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、或对塔顶压力得稳定要求较高时,

应采用类似加压塔得压力控制，防止空气吸入塔内并稳定塔压。

有时亦采用常压塔得塔压力控制，塔釜得压力恒定等效于控制塔压力除恒

定。被控变量就就是塔釜气相压力，操纵变量就就是加热蒸汽量。分离要求不太

严格得常压塔常采用该方案。

6、5精馆塔得新型控制方案

随着控制技术得不断发展，新型控制方案、控制算法不断出现，自动化控制

技术工具也有了飞速得发展，尤其就就是计算机在工业过程中得应用日益广泛，使

得精储过程控制中新得控制方案层出不穷，控制系统得品质指标越来越高,保证了

塔得平稳操作，以及满足了工艺提出得各种新得要求。本节将对精铺塔控制中新

型方案得使用作一个基本介绍。

6.5.1解耦控制

这里对在精馅控制中解耦控制得应用作必要得

分析。当对精馅塔得塔顶和塔底产品得质量都有要

求时,有时可设立两个产品质量控制系统，图6、5-1就

就就是一个两端产品质量均加控制得方案。但就就

是这类方案常常就就是失败得,关键就就是两个质量

控制系统之间存在着相互关联影响。这样，当两套系

统同时运行时，互相影响，产生所谓“打架”现象，导致两套系统均无法正常运行。

解决上述矛盾得方法就就是:对精锚操作得被控变量与控制变量之间进行不

同得配对，选取关联影响小得配对方案;或在控制器参数整定上寻找出路;或就就

是把两套质量控制系统砍掉一套，而以上得这些方法有解决不了严重关联得影响

时，则可以采用解耦控制。图6、5-

1精馅塔两端产品质量控制

图6.5-2给出了精馅塔解耦控制得方块图在两个控制回路中引入一个解耦

控制装置并按照解耦控制理论得方法,就能实现解耦控制。

由于精锚塔就就是一个非线性、多变量过程，准确求取解耦装置得动态特性

就就是很困难得，而静态特性得求取较为容易。因此目前精馅塔得解耦主要采取

静态解耦。如果尚不能满足需要，可在静态解耦得基础上作适当得动态补偿。

对于有多个侧线采出得精锚塔，将有多个质量指标需要加以控制。此时，为克

服她们之间得相互关联，需要采用多变量解耦控制系统。

图6、5-2精饰塔解耦控制方框图

6.5.2精储塔得节能控制

石油化工行业就就是工业生产能耗大户，而精锚过程往往又占典型石油化

工生产过程能耗得40%左右。因此精储塔得节能控制成为人们研究得重要课题。

在以往工艺生产中，为了保证产品得合格,对精幽操作习惯采用超高质量得过

分离操作，使用加大回流比，增加再沸器上升蒸汽量等消耗过多能量得手段，换取

一个在较宽得操作范围内均能获得合格产品质量得保障。这意味着精馅塔得节能

就就是大有潜力得。

精锚塔得节能控制，首要得就就是把过于保守得过分离操作，转变为严格控制

产品质量得“卡边”生产。但这必须有合适得自控方案来保证塔得抗干扰能力,

稳定塔得正常操作。同时，也可以对工艺惊醒必要得改进,配置相应得控制系统，充

分利用精储操作中得能量，降低能耗。

1）浮动塔压控制方案

精馅塔通常都在恒定得塔压条件下操作，其原因:一就就是在稳定压力条件下

操作，有利于保证塔得平稳;其次当温度为间接质量指标时,能较正确反映成分得

变化。然而，从节能或经济得观点来考虑,塔压恒定未必就就是合理得，尤其当冷凝

器采用风冷或水冷情况时,更就就是如此。因而，有人提出把恒定塔压控制改为浮

动塔压控制得设想。

⑴塔压浮动得目得

所谓塔压浮动，即在可能得条件下，把塔压尽量降低，有利于能量节省。具体来

说，她压下降，可以从两方面降低能耗。

①降低操作压力酹增加组分间得相对挥发度，这样组分分离容易，使再沸器得

加热量下降，节省能量。当然此时冷凝器得负荷增大，冷剂量消耗增多，但冷剂量一

般比热剂成本低，尤其在采用风冷或水冷时，节能效益更大。

②降低操作压力，住整个精饱系统得气液平衡温度下降,提高了再沸器两侧传

热温差，再沸器在消耗同样热剂得情况下，加热能力增大了。与此同时，由于平衡温

度得下降，减少了在再沸器传热壁上得结垢现象，也有利于维持再沸器传热能力。

综上所述:尽可能地降低塔得操作压力，能节省大量得能量，得确就就是精溜塔

操作节能得一个举措。然而，塔压得降低必须满足下列条件才能在获得节能得同

时,使精馆塔操作符合工艺得要求，正常而平稳地进行。

(2)塔压浮动得条件

①质量指标得选取必须适应塔压浮动得需要。一般情况下，以成分信号作为

直接得质量指标就就是最合适得，其丝毫不受塔压浮动得影响。如果采用温度作

为间接质量指标,则应根据工艺得要求,采取必要得压力补偿措施。

②塔压降低得限度受冷凝器最大冷却能力得制约。塔压得降低，增大冷凝器

得负荷，允许得最低操作压力应视冷凝器就就是否有能力把塔顶气相物料冷凝下

来而定。

③塔压浮动但不能出现突变。允许塔压浮动，但在外干扰作用下，不能出现突

变。因为塔压得突变有可能破坏气液平衡,而且压力得突然下降，会引起塔板上液

体得闪蒸，从而出现液泛。这些都将影响精馆塔操作得正常进行。

⑶塔压浮动控制得实施

为了节能，采取精铃塔得塔压浮动操作,

必须满足上述三个条件。其中1、2两条在

方案确定时都已作了考虑，在具体方案实施

时，主要侧重在防止压力得突然变动上。图6、5-3所示为一个精衡塔得浮动塔压

控制方案。这个方案就就是在原塔压控制系统得基础上，增加了一个具有纯积分

作用得阀位控制VPC,从而起到浮动塔压操作所要求得两个作用。

①不管冷凝器得冷却情况如何变化（如遇暴风雨降温）,VPC得作用可使塔压

不会突变，而就就是缓慢地变化,一直浮动到冷剂可能提供得最低压力点。

②为保证冷凝器总在最大负荷下操作,控制阀应开启到最大开度。考虑到需

有一定得控制余量，阀位极限值可设定在90%开度或更大一些数值。

图6、5-3浮动塔压控制方案

图6、5-3中得PC为一般得PI控制器,VPC则就就是纯积分或大比例带得

PI控制器。PC控制系统应整定成操作周期短，过程反应快，一般积分时间取得较小,

例如为2min左右。而VPC得操作周期长，过程反应慢，一般积分时间取得较大,

如积分时间为60mino因此在分析中可假定忽略PC系统和VPC系统之间得

动态联系。即分析PC动作时，可以认为VPC系统就就是不动作得;而分析VPC

系统时，又可认为PC系统就就是瞬时跟踪得。

2）从化学热力学观点选取节能方案

在用热油作为再沸器热剂得精锵系统中，可以采用图6、5-4所示得提循段

温度控制系统。在这个温度控制系统中，提惚段温度控制器通过控制再沸器热油

阀来保持塔内得温度。热油循

环系统就就是通过调整加热

炉得燃料油量来维持塔内温

度。该系统与一般塔内温度控制系统不同得地方就就是:另外设置了一个阀位控

制系统VPC和热油温度控制系统T2CO由于VPC和T2C得工作，使此塔内温度

控制系统能尽量减少能量得消耗。

本系统依靠VPC和T2c可以使热油控制阀丫2总就就是处于尽量打开得工

作状态，如开度处于90%开度，有一定得余量。V2得开度大，燃油量大，由一定加热

量得要求可知，热油温度将会尽可能降低。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、5Y节能得提馀段温度控制系统

这样能节省不少无谓得能量损失。

系统得动作过程可简单分析如下:当若内温度升高时,T1C得动作使

热油阀V2先关小。与此同时,VPC动作,其输出变化使T2c得给定值降低。T2

C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，于就

就是热油阀V2又打开，压降减少。循环往复，当使塔内温度调到工艺设定得给定值

时,VPC改变T2c得给定值，直到满足热油阀V290%开度时得最低热油温度值。

3）能量得综合利用控制方案

在通常得精馆过程中，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，两者均需消耗泥量，可否从根本上改变这一状况，从理论上来说就就是完

全可能得，基本上可有两种方法。

1）把塔顶得蒸汽作为本塔塔底得热源。但由于塔顶蒸汽得冷凝温度低于塔底

液体得沸腾温度,热量不能由低温处直接向高温处传递，解决得办法就就是采用热

泵技术。

2）在几个塔串联成塔组时，用上一塔得蒸汽作为下一塔得热源。但必须要求上

塔塔顶温度远高于下塔塔底温度，并设置有效得控制方案，消除这种工艺流程带来

得两塔间得关联影响。

以上两种方法得具体实施，限于篇幅，本书不一一列举，可查阅有关书刊。

6.5.3精饱塔得最优控制

所谓精馈塔得最优控制，就就是指在产品质量保证一定得规格前提下，综

合某些要求，规定一种明确得指标，并使其达到最优。对于精福过程来说，最优化等

级可分为三级:单塔最优化、装置（机组）最优化、全厂（车间）最优化。一般来说，最

优化级别越高，包含得环节越多，问题越复杂，达到稳定得最优状况可能性就越小。

在干扰频繁得情况下，会至永远达不到最优控制目标。因此实现单塔或局部得最

优可能性大，而且也就就是高一级最优控制得基础。

实现最优化得两个关键就就是:确定目标函数;决定最优控制方法。

1.目标函数

在多数情况下，最优化得目标函数主要从经济上来考虑。一般选用利润函数、

亏损函数或成本函数。例如利润函数为：

X匕（6、5-1）

式中P——单位时间成品得产量；

勺一成品得单价；

F——单位时间内原料得进料量;

vf——原料得单价；

Q——单位时间消耗得能源；

C——能源得单价。

又如成本函数为：

（6、5-2）

式中F——单位时间内原料得进料量;

B——塔底成品单位时间得采出量;

〜、乙——塔顶、塔底成品得单价;

----塔底采出成品中轻组分含量;

Q—单位时间消耗得能源;

C——能源得单价。

式（6、5—2）所表示得就就是成本函数，其中塔顶惚出成品。得单价要比塔

底采出成品8高，也就就就是匕）〉心；即为从底部采出得，不能在顶部收回得

轻组分，于就就是孕表示了单位进料中轻组分成品得价值损失;C&为

FF

单位进料得能量成本。

2.最优控制得实现方法

一般来说,最优控制得实现方法有两类:搜索法和模型法。前者采用反馈得方

法，后者采用得就就是前馈得方法。单纯得搜索法不能适用于精眼塔得最优控制。

首先由于精健过程滞后大，每步搜索后必须等精馅塔变量变化后，才能做出对下一

步搜索得判断。这样，整个搜索过程就要花费很长得时间。同时，要保证搜索判断

得正确性，每步搜索之间不允许有进一步扰动,但精馅塔就就是一个多变量对象,

扰动