《生产过程自动化》-14

14.1精馏塔的控制

精馏是流程工业生产过程中，一泛应用的一种传质过程，其目的是获得满足纯度要求的产品。依据混合物料中的各组分挥发度不同(沸点不同)，利用精馏塔将各组分分离达到规定的纯度要求。实际操作中是利用在同一温度下，各组分蒸汽的分压不同，使液相中的轻组分(低沸物)和气相中的重组分(高沸物)互相转移，从而实现分离。精馏过程通过在相关设备上的精馏操作完成，按照混合物组分的不同可以分为二元精馏和多元精馏;按照混合物挥发度性质可分为一般精馏和特殊精馏操作，如共沸精馏、萃取精馏、间歇精馏等。一般的精装置由精馏塔、再沸器、冷凝冷却器、回流罐及回流泵等设备所组成，精馏塔是精馏过程的关键设备，如图14-1所示。精馏操作过程是一个非常复杂的过程，被控变量与可供选用的操纵变量很多，如图14-2所示，它们之间可以有各种不同组合，所以构成的控制方案繁多。下一页返回14.1精馏塔的控制

对控制而言，精馏对象的通道很多、反应缓慢，其内在机理复杂、变量之间相互关联，工艺对自控要求也比较高，因此必须深人分析工艺特性，总结实践经验，结合具体情况才能设计出合理的控制方案。精馏塔的控制目标有质量指标、产品产量、能量消耗、精馏塔操作的约束条件几个方面。

1.控制目标

(1)质量指标

(2)产品产量指标

(3)能耗要求和经济性指标

(4)约束条件上一页下一页返回14.1精馏塔的控制

2.扰动分析物料平衡和能量平衡之间又是相互影响的。图14-3所示精馏塔的操作过程中，影响其质量指标的主要扰动有以下几种。(1)进料流量F的波动(主要扰动)(2)进料成分XF的变化(主要扰动)(3)进料温度θF及进料热烩QF的变化(可控)(4)再沸器加热剂(如蒸汽)加人热量的变化(5)冷却剂在冷凝器内除去热量的变化(6)环境温度的变化上一页下一页返回14.1精馏塔的控制

3.独立变量(1)自由度推算通式上一页下一页返回14.1精馏塔的控制

(2)可变量之间的相互关系这里一也可以按塔顶、加料处、塔底来分析。上一页返回14.2精馏塔的静态特性和动态特性

1.精馏塔的基本关系精馏过程是传质和传热过程，物料平衡和能量平衡是精馏过程的主要操作规律。现以图14-3所示二元简单精馏过程为例，说明精馏塔的基本关系。

(1)物料平衡关系一个精馏塔，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的关系。图14-3所示精馏过程，假设塔顶、塔底产品均为液相二元组分，其总物料平衡关系为下一页返回14.2精馏塔的静态特性和动态特性上一页下一页返回14.2精馏塔的静态特性和动态特性从上述关系可看出，当D/F增加时，将引起塔顶、塔底馏出液中轻组分质量分数减少，即只XD,XB下降。而当B/F增加时，将引起塔顶、塔底馏出液中轻组分质量分数增大，XD,XB上升。实际上，D/F(或B/F)一定，且XF一定的条件下不能完全决定XD,XB,能确定XD与XB之间的一个比例关系，一也就是一个方程只能确定一个未知数。要确定XD与XB两个因数，必须建立另一个关系式，即能量平衡关系式。(2)能量平衡关系静态下精馏塔的能量关系为(忽略热损失情况下)产生热量=消耗热量，即上一页下一页返回14.2精馏塔的静态特性和动态特性上一页下一页返回14.2精馏塔的静态特性和动态特性根据式(14-5)、式(14-6)及式(14-9)、式(14-10)，可得到下列结论。①根据所需达到的分离度S及物料平衡关系，可以计算出进料在产品中的分配量(DlF或BlF)。②根据所需达到的分离度S及控制量，即进料在产品中的分配量(DlF或BlF)，可以确定精馏塔两端产品的轻组分质量分数。③如果分离度S恒定，可以通过控制DlF，使塔顶产品的轻组分质量分数Xp恒定，并使塔底采出的轻组分质量分数Xa恒定。同样，可通过控制BlF，使塔底采出产品的轻组分质量分数Xa恒定，并使塔顶产品的轻组分质量分数Xp恒定。另外从式(14-8)可见，随着S的增大，Xp.也增大，而Xa减小，说明塔系统的分离效果增大。影响分离度5的因素很多，诸如平均相对挥发度、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U和进料量F的比值等。对于一个既定的塔来说，影响S的诸因素中最关键的是V/F上一页下一页返回14.2精馏塔的静态特性和动态特性上一页下一页返回14.2精馏塔的静态特性和动态特性式中，β为塔的特性因子。由式(14-12)、式(14-13)可以看出，随着V/F的增加，S值提高，一也就是XD增加，XB下降，分离效果提高了。由于V是由再沸器施加热量来提高的，所以该式实际是表示塔的能量对产品成分的影响，故称为能量平衡关系式。由上述分析可见，V/F的增大，塔的分离效果提高，能耗一也将增加。对于一个既定的塔，保持进料组分一定，只要D/F和V/F一定，这个塔的分离结果，即XD和XB将被完全确定。一也就是说，由一个塔的物料平衡关系与能量平衡关系两个方程式，可以确定塔顶与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=FR/D一定，分离结果即可确定的结论是一致的。上一页下一页返回2.精馏塔的动态特性精馏塔是一个多变量、时变、非线性的对象，对其动态特性的研究，前人已经做了不少的工作。要建立整塔的动态方程，先要对精馏塔的各部分:精馏段、提馏段各塔板、进料板、塔顶冷凝器、回流罐、塔釜、再沸器等，分别建立各自的动态方程。现以图14-4所示二元精馏塔第j块塔板为例说明单板动态方程的建立。根据总物料平衡:轻组分平衡式为上一页下一页返回14.2精馏塔的静态特性和动态特性14.2精馏塔的静态特性和动态特性式中，L表示回流量，下标指回流液来自哪块板;V表示上升蒸汽量，下标指来自哪一块板的上升蒸汽;M指液相的蓄存量;x,y分别指液相和气相中轻组分的质量分数，下标指回流液及上升蒸汽各来自哪块塔板。液相储存量是dMj/dt;上一块塔板流下的液相是Lj+i该块塔板液相是Lj;该块塔板气相是Vj下一块塔板气相是Vj-1。液相中轻组分的质量分数有xj、xj+1、xj-1;气相中轻组分的质量分数有yj、yj+1、yj-1上一页返回14.3精馏塔质量指标的选取

1.采用产品成分作直接质量指标精馏塔最直接的质量指标是产品成分。成分这个被控变量的测量取决于成分检测仪表，目前工业色谱已经在线应用，直接按产品成分来控制的方案也已实施，这类系统的检测点就可以根据工艺要求的精馏段质量指标设在塔顶或提馏段质量指标设在塔底。但是成分分析仪表价格昂贵，维护保养比较复杂，它的采样周期较长，即反应缓慢，滞后较大，加上可靠性不够，因此应用受到一定的限制。下一页返回14.3精馏塔质量指标的选取1.采用产品成分作直接质量指标2.采用温度作间接质量指标(1)塔顶(或塔底)的温度控制(2)灵敏板的温度控制(3)中温控制3.采用压力补偿的温度作为间接质量指标(1)直接压力补偿上一页下一页返回14.3精馏塔质量指标的选取

图14-5所示为直接压力补偿的示意图。这种直接压力补偿只适用于压力P在小范围内波动上一页下一页返回14.3精馏塔质量指标的选取

(2)温差控制当生产中对产品纯度要求较高时诸如精密精馏等，此类工况压力的波动对间接指标温度的影响将很敏感，这时可以采用温差控制。图14-6为某一分离异丁烷与正丁烷的精馏塔，为保持塔顶成品的纯度不变，记录了该塔压力改变时各塔板温度的分布变化曲线。图中曲线说明因塔的压力波动而引起的各塔板上温度变化的方向是一致的，而且当塔压波动时，尽管板上温度发生变化，但两板之间的温差变化却很小。图中曲线表示在3种塔压情况下，第52板与第64板之间的温差都是2.8℃，基本没发生变化。这表明温差与组分有对应关系，采用温差信号可以消除压力波动的影响。选择温差信号作为间接质量指标时，要注意测温点的选择问题，当塔顶馏出液为主要产品时，一个测温点应放在塔顶(或稍下一些)，即温度变化较小的位置;而另一个检测点应放在灵敏板附近，即成分和温度变化较大、较灵敏的位置上。然后取上述两个测温点的温度差△θ作为间接质量指标，此时压力波动的影响几乎相互抵消。上一页下一页返回14.3精馏塔质量指标的选取

图14-7表明了产品浓度与温差之间的对应关系，由图可见，温差与产品浓度并非单值对应关系，曲线有个最高点M1，在点M1两侧，温差与浓度之间的关系是反向的，所以温差选得过大，或操作不平稳，均能引起温差失控的现象。上一页下一页返回14.3精馏塔质量指标的选取

(3)双温差控制为了克服温差控制中的不足之处，人们提出了双温差控制，即分别在精馏段和提馏段上选取温差信号，然后把两个温差信号相减，以这个温差的差作为间接质量指标进行控制。图14-8表示精馏塔双温差控制流程图，图中加法器输出△2θ=△2θ-△2θ，表示双温差信号。上一页下一页返回14.3精馏塔质量指标的选取

精馏塔全塔各塔板的温度是不同的，可以画出图14-10所示的温度分布曲线。图中曲线1表示由塔顶向下，塔板的温度变化较小，到加料板附近，塔板间的温度变化较大，等接近塔底时，温度变化又很小了，这种温度分布对应塔两端的分离效果都较好。曲线2由于塔顶产品中重组分质量分数较多，使全塔温度升高，尤以精馏段的温度增加更明显，因此它可得到更纯的塔底产品。曲线3的情况与曲线2刚好相反，它可获得更纯的塔顶产品。这样，以两个温差的差值作为质量控制指标，只要适当地选择给定值，把精馏塔的温度分布控制为曲线1,2,3，就可分别使塔得到最大的分离度，或得到更纯的塔顶产品和得到更纯的塔底产品。上一页下一页返回14.3精馏塔质量指标的选取

(4)多点质量估计器对双温差控制作进一步的推演，出现了多点质量估计器的控制。它以精馏塔的多点温度分布的情况作为质量指标进行控制，其控制效果将得到进一步的提高。图14-11表示多点质量估计器的示意图，其实质是一种推断控制，对于如进料组分等不可测扰动，利用一些易测变量—多点温度来推断扰动对产品成分的影响，通过控制作用来克服扰动，使产品质量稳定在工艺指标上。上一页返回14.4精馏塔的基本控制方案1.传统的物料平衡控制这种控制方案的主要特点是无质量反馈控制，即产品的质量开环控制，是不采用质量指标作为被控变量的控制。因此，精馏塔的质量开环控制主要是根据物料平衡关系，只要保持D/F(或B/F)和V/F(或回流比)一定，完全按物料及能量平衡关系进行控制。它适用于对产品质量要求不高以及扰动不多的情况。该方案简单方便，但适应性不高，目前在精馏控制中应用不多，图14-12、图14-13、图14-14为传统物料平衡控制的三种方案。下一页返回14.4精馏塔的基本控制方案

图14-12中的物料平衡控制系统有:①进料量控制系统;②塔顶产品量控制;③塔底产品量控制。能量平衡控制系统有:①固定回流量FR控制系统，被控变量、操作变量均为FR;②固定上升蒸汽量V控制系统，其被控变量、操作变量均为Q。质量开环控制系是指没有对间接指标温度T或质量进行控制，保持D/F(或B/F),D/F(或回流比FR/D)一定。

图14-13中物料平衡控制系统有:①进料量控制系统;②塔顶产品量控制;③塔底产品量控制。能量平衡控制系统有:①回流罐液位控制，当回流比(FR/D)很大时，控制馏出量D比控制回流量Fa更有利操作平稳;②上升蒸汽量控制系统。

图14-14中物料平衡控制系统有:①塔顶产品量控制;②塔底产品量控制。提馏段再沸器物料平衡方程为B=LS-VS一帐。能量平衡控制系统有:①根据塔釜液位调节蒸汽量;②固定回流量Fa控制系统，被控变量与操作变量均为FR上一页下一页返回14.4精馏塔的基本控制方案2.质量指标反馈控制一般来说，精馏塔的质量指标只设定一个，如前面所述，分别称为精馏段控制和提馏段控制。在质量指标这个被控变量确定后，用以控制它的操纵变量的选择不一，可分别称之为能量平衡控制(直接控制)和物料平衡控制(间接控制)。能量平衡控制的操纵变量为FR或Q(V)，一也就是外回流量与再沸器蒸汽流量，而物料平衡控制的操纵变量为塔顶采出量D或塔底采出量B,即如图14-15中控制阀V1,V2及V3,V4分别控制操作变量FR,Q和D,B)上一页下一页返回14.4精馏塔的基本控制方案

对于质量反馈控制的基本控制方案归纳如下。常用的操作变量有4个，分别为FR,D,Q(V),B。而被控变量除了质量指标一个外，还有回流罐液位LD.塔釜液位LB。此时，用4个操作变量与3个被控变量进行配对，将富裕出一个操作变量，这个操作变量往往采用本身流量恒定，将其流量作为第4个被控变量。于是按此匹配，可列出24种常用基本方案。

表14-1是根据这种匹配方法列出的较为常用的4种方案上一页下一页返回14.4精馏塔的基本控制方案

表中所列方案1、方案2一般适用于精馏段控制，方案3、方案4适用于提馏段控制。而方案1、方案4则属于物料平衡控制，方案2、方案3属于能量平衡控制。上述4种常用控制方案用图来表示，分别示于图14-16、图14-17、图14-18和图14-19。可以看出，这4种最常用的基本方案有一个共同特点:恒定一个的控制系统，其作为被控变量的恒定量不是FR就是Q(V)。因为对于一个正常平稳操作的精馏塔而言，恒定FR或Q(V)，从精馏工艺来说，是极有利于平稳操作的。下面分别分析这4种最基本的控制方案的优缺点和使用场合。上一页下一页返回14.4精馏塔的基本控制方案

(1)图14-16所示为精馏段温度控制的方案之一图14-16(a)是表14-1中方案1，采用物料平衡控制方法，即按精馏段的质量指标来控制馏出液D，并保持Q(V)不变。图中控制系统的被控变量有LD,θ,LA,FS;操作变量有FD,θ,LB,FS。当环境温度下降时，将使回流温度下降，内回流短时有所增加，但因塔顶上升蒸汽减少，冷凝液一也减少，回流罐液位下降，经LC控制使FR减小，结果使内回流基本保持不变，这对精馏塔的平稳操作是有利的。上一页下一页返回14.4精馏塔的基本控制方案

图14-16(b)属于精密精馏时精馏段控制流程图，与图14-16(a)的区别是增加了对塔顶压力的定值控制系统，其操作变量是冷凝器的冷凝介质流量，增加了对进料流量F进行定值控制，因为精密精馏对塔压控制要求严格。其他控制系统均与图14-16(a)相同。精馏段温度控制系统的优点是物料与能量平衡之间的关联最小，内回流在环境温度变化时基本保持不变，有利于精馏塔的平稳操作。这里采用精馏段的间接质量指标温度来控制馏出液D，一旦塔顶产品质量不合格时，由温度控制器自动关闭出料阀，切断不合格产品的排放，进行全回流操作，确保产品质量合格。它适用于馏出液很小(R=FR/D回流比较大)，且回流罐容积适中的精馏塔。精馏段温度控制系统的主要缺点是质量反馈的控制回路滞后较大，从D的改变到精馏段温度的变化，需间接地通过液位控制回路来实现，尤其在回流罐容积大时，反应更缓慢，不利于质量控制。上一页下一页返回14.4精馏塔的基本控制方案

(2)图14-17为精馏段温度控制的方案之二图14-17(a)是表14-1中方案2，采用能量平衡控制方法，即按精馏段的质量指标来控制回流量FR，保持加热蒸汽Q为定值。其优点是质量反馈回路的控制作用滞后小，反应迅速，对克服进人精馏段的扰动及保证塔顶产品较为有利。这种方案是精馏塔控制中最为常用的方案。缺点恰是图14-16(a)所示方案的优点。首先是环境温度变化会改变内回流的量，由于该方案的Fa是由温度控制器控制，且物料与能量间关联较大，不利于精馏塔的平稳操作。其适用于FR/D<0.8的场合，及要求质量控制滞后小的精馏塔。图中采用精馏段的质量指标温度来控制回流量FR。塔顶被控变量是回流罐液位LD控制变量是塔顶采出D流量。能量平衡控制是保持再沸器加热蒸汽口为定值的流量单回路控制系统。塔底被控变量是塔釜液位LB,控制变量是塔底采出B上一页下一页返回14.4精馏塔的基本控制方案

图14-17(b)是精密精馏时精馏段控制方案，与图14-17(a)的区别是增加了对塔顶压力的定值控制系统，其操作变量是冷凝器的冷凝介质流量，增加了对进料流量F进行定值控制，其他控制系统设置与图14-17(a)相同。与图14-16(b)的区别是塔顶产品质量控制系统的操作变量采用回流量Fa。回流罐液位控制系统的操作变量是塔顶采出D能量平衡控制方法的优点是控制通道滞后小，反应迅速，是常见控制方案。回流量FR受温度控制，它的波动对塔平稳操作不利。温度控制器参数为PI。再沸器要维持一定蒸汽，且容量足够大，以确保最大负荷运行时产品质量合格。上一页下一页返回14.4精馏塔的基本控制方案

(3)图14-18所示为提馏段温度控制的方案之一图14-18(a)是表14-1中方案3，它与图14-18(b)都是采用能量平衡控制方法，即按提馏段的质量指标来控制加热蒸汽量口，而对回流量FR采用定值控制，并且要求FR足够大，以确保在最大负荷运行时产品质量合格。这种控制方案的优点是质量控制回路滞后小，反应迅速，有利于克服进人提馏段的扰动和保证塔底产品的质量。这类方案一也是精馏塔控制中应用)’一泛的方案，仅在V/F≥0时不采用。该方案的缺点为物料平衡与能量平衡关系之间有一定的关联。塔底产品量的控制，采用再沸器的加热剂蒸汽量为控制参数，动态响应要比图14-17(b)控制回流量FR反应迅速，对克服进人提馏段的扰动和保证塔底产品有利。如果进人再沸器蒸汽压力经常波动，可以采用灵敏板温度与蒸汽流量组成的串级控制系统方案。上一页下一页返回14.4精馏塔的基本控制方案

(4)图14-19是提馏段温度控制的方案之二图14-19(a)是表14-1中方案4，它与图14-19(b)都是采用物料平衡控制方法，即按提馏段的质量指标来控制塔底产品采出量B，并保持回流量恒定。对塔底产品量控制，回流量要足够大以确保在最大负荷运行时产品质量合格。该方案的优点是物料平衡与能量平衡关系之间关联小，且在塔釜产品质量不合格时，能自动切断塔釜采出阀。缺点是质量控制回路的滞后大，液位回路存在反向特性。该方案仅适用于B很小且B<20%V的精馏塔。假如干扰是再沸器蒸汽压力增加，会造成蒸汽流量增加，塔釜温度升高，液相物质中轻组分将分离出来，在液相物质中产生大量气泡，造成液位上升，实际釜液是下降的。当液位控制器感受到这个错误的偏差信号，立即发出控制信号打开塔釜采出量B的控制阀，则进一步造成液位下降，这就是液位回路的反向特性造成的误动作，在设计自动控制方案时要注意这个问题。上一页下一页返回14.4精馏塔的基本控制方案3.串级、均匀、比值、前馈等控制系统在精馏塔中的应用(1)串级控制系统如：图14-20(2)均匀控制系统(3)比值控制系统(4)前馈控制系统如：图14-21在精馏操作中，除了上述控制系统外，选择性控制一也常用于约束条件的控制，如图14-22所示，以及完成自动开停车，如图14-23所示。此外还有其他一些复杂控制系统，诸如内回流控制、热烩控制等都有应用。上一页下一页返回14.4精馏塔的基本控制方案4.精馏塔塔压的控制(1)常压塔(2)加压塔1)气相采出气相出料的压力控制系统可采用在出口管线上直接节流的方案，如图14-24所示。如果气相出料为下一工序进料，可设计成P一F均匀控制系统。

2)液相出料液相出料分为三种情况:馏出物中含有微量不凝性气体、含有大量或少量不凝物。①液相出料，馏出物中含有微量不凝物。当塔顶气体全部冷凝或只含有微量不凝性气体时，可通过改变传热量的方式来控制塔顶压力。图14-25所示为具体实施的三种控制方案。图(a)上一页下一页返回14.4精馏塔的基本控制方案通过改变冷却水的流量来控制塔压，这种方案冷却水量最为节省;图(b)让凝液部分地浸没冷凝器，通过改变传热面积来控制塔压，这种方案较迟钝;图(c)采用热旁路的方法，其实质是改变气体进人冷凝器的推动力，这种方案较为灵敏，在炼油厂中应用较多。②液相出料，馏出物中含有大量不凝物。当塔顶馏出物中含不凝性气体较多时，塔压的控制是通过改变气相排出量来实现的，如图14-26(a)所示。需要注意的是，图中测压点设置在回流罐上，这种方案反应较快，但必须是塔顶气体流经冷凝器的阻力变化不大，塔顶压力能以回流罐压力来间接反映。如果冷凝器阻力变化较大，回流罐压力不能代表塔内压力时，则应把取压点设置在塔顶上，此时压力控制相对迟钝一些，如图14-26(b)所示。上一页下一页返回14.4精馏塔的基本控制方案③液相出料，馏出物中含有少量不凝物。当馏出物中不凝物质量分数介于①、②两种情况之间时，且气相中不凝性气体流量小于塔顶气相总流量的2%，可以通过改变传热量来控制塔压，操作变量为冷剂量和塔顶采出量，组成分程控制。如图14-27所示的塔压分程控制方案。图中PC压力控制器同时控制两个控制阀:冷剂量阀和放空阀。如果传热量小于全部蒸汽冷凝所需热量，蒸汽将产生积聚，造成塔压升高，控制系统动作打开塔顶采出阀使塔顶采出D增加，降低塔压使工况恢复正常。上一页下一页返回14.4精馏塔的基本控制方案

(3)减压塔当混合液沸点较高时，采用减压操作降低沸点。减压塔的真空度控制主要是在抽真空系统上加以控制的，控制方案如图14-28所示。只有当塔顶气相采出量不可控制或过小时，才考虑采用冷凝器冷剂量作为操作变量。其中(a)是采用调节抽气管路里的气相流量来维持塔压恒定。由于塔压与回流罐气相压力仅相差一段气相管线阻力压差，当管线压差与塔压相比可忽略不计时，回流罐气相压力平稳必然使塔压同样平稳。(b)是对塔顶压力调节采用控制旁路吸人气量(空气或惰性气体)来控制。上一页返回14.5精馏塔的先进控制方案

1.按计算指标的控制系统(1)内回流控制系统1)内回流及其对精馏操作的影响2)内回流与外回流的关系内回流与外回流之间的关系如图14-29所示。3)实现内回流控制的方法①内回流计算的数学模型。②实现内回流控制的示意图。图14-30③仪表的信号匹配问题。下一页返回14.5精馏塔的先进控制方案

(2)热烩控制系统1)热烩及其控制采用图14-31所示的温度控制来代替热烩控制。2)热烩运算的数学模型及实施原理图载热体进出热交换器的情况基本上有三种。①载热体进、出换热器都是液相，无相变;②载热体进、出换热器都是气相，无相变;③载热体进换热器前是气相，释放热量后冷凝成液相

图14-32是精馏塔进料热烩控制系统。被加热物料在经过废热回收后仍然为液相，但经加热器后则变成气液两相进料。而蒸汽进人蒸汽加热器释热后被完全冷凝成液相，并又经降温释放出一定的显热。上一页下一页返回14.5精馏塔的先进控制方案

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由式(14-23)计算所得量EF值即代表测得的热烩值，若要改变进料热烩，只需改变热烩控制器的给定值就可以了。由图14-32可知，热烩控制系统是由若干个加法器、乘法器及开方器所组成的(图中虚线框所示)，因此，使用常规模拟式仪表就可方便地组成。上一页下一页返回14.5精馏塔的先进控制方案

2.解藕控制当对精馏塔的塔顶和塔底产品的质量都有要求时，有时可设立两个产品质量控制系统，图14-33所示就是一个两端产品质量均加控制的方案。但是这类方案的两个质量控制系统之间存在着相互关联的影响，当两套系统同时运行时，互相影响严重，导致两套系统均无法正常运行。图示系统实质为能量平衡控制方案，塔顶调回流比R=FR/D，塔底调分离度S(V/F=β1nS),即V/F的增加，表示S值提高。两个系统同时运行相互关联严重。解决上述矛盾的方法有以下四种。①对精馏操作的被控变量与操作变量间进行不同的匹配，选取关联影响小的匹配方案;②在控制器参数整定上寻找出路;③保留一套主要控制系统;④采用解藕控制上一页下一页返回14.5精馏塔的先进控制方案

3.推断控制对于不可测扰动，无法应用前馈控制，为提高系统的控制质量，可以采用推断控制的方案。在精馏过程中，推断控制主要依据一些容易测量的变量，如温度、流量等;推断不易测量的扰动，如进料组分对被控变量产品成分的影响，通过控制，克服这些扰动对产品质量的影响，使产品质量能进一步满足工艺要求。前面图14-11所示某脱丁烷塔通过多点温度来估计质量的控制就是推断控制的应用。该塔进料为复杂的烃类混合物，塔顶产品为液相馏出液及少量气相物料采出，控制的质量日标是塔底产品中异丁烷质量分数。原控制方案是以塔底温度控制再沸器加热蒸汽量的常规质量反馈控制，后来采用图14-11所示的推断控制，选用了5个温度检测点，质量估计器的估计模型是由生产装置的操作数据整理而成。实际运行结果是推断控制比原常规控制系统质量明显提高，偏差缩小了4倍。上一页下一页返回14.5精馏塔的先进控制方案

4.精馏塔的节能控制(1)浮动塔压控制方案塔压浮动可从两个方面降低能耗。①降低操作压力，可以增加组分间的相对挥发度，利于组分分离，并使再沸器的加热量下降，节省能量。但同时造成冷凝器的负荷增大，冷剂量消耗增多。由于冷剂一般比热剂成本低，尤其在采用风冷或水冷时，节能效益更大。②降低操作压力，使整个精馏系统的气液平衡温度下降，提高了再沸器两侧传热温差，再沸器在