精馏塔控制系统

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的传质传热过程。精馏的目的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的纯度要求。精馏过程的实质是利用混合物中各组分具有不同的挥发度，即同一温度下各组分的蒸汽分压不同，使液相中轻组分转移到气相，气相中的重组分转移到液相，实现组分的分离。

轻组分的转移提供能量；冷凝器将塔顶来的上升蒸汽冷凝为液相，并提供精馏所需的回流。

精馏过程是一个复杂的传质传热过程。表现为：过程变量多，被控变量多，可操纵的变量也多；过程动态和机理复杂。因此，熟悉工艺过程和内在特性，对控制系统的设计十分重要。

6.1.1 精馏塔的控制要求

精馏塔的控制目标是：在保证产品质量合格的前提下，使塔的回收率最高、能耗最低，即使总收益最大，成本最小。

精馏过程是在一定约束条件下进行的。因此，精馏塔的控

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

精馏塔的质量指标是指塔顶或塔底产品的纯度。通常，满

足一端的产品质量，即塔顶或塔底产品之一达到规定纯度，而

另一端产品的纯度维持在规定范围内。所谓产品的纯度，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，则以关键组分的含量来

表示。关键组分是指对产品质量影响较大的组分，塔顶产品的

关键组分是易挥发的，称为轻关键组分；塔底产品的关键组分

是不易挥发的，称为重关键组分。产品组分含量并非越纯越好，

原因是，纯度越高，对控制系统的偏离度要求就越高，操作成

本的提高和产品的价格并不成比例增加，因此纯度要求应与使图6.1-1 精馏塔示意图

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，维持塔的正常平稳操作，以及上下工序的协调工作。物料平衡的控制是以冷凝罐（回流罐）与塔釜液位一定（介于规定的上、下限之间）为目标的。

3．能量平衡和经济平衡性指标

要保证精馏塔产品质量、产品产量的同时，考虑降低能量的消耗，使能量平衡，实现较好的经济性。

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的要求，对精馏塔操作参数有一定的约束条件。

气相速度限：精馏塔上升蒸汽速度的最大限。当上升速度过高时，造成雾沫带，塔板上的液体不能向下流，下层塔板的气相组分倒流到上层塔板，出现液泛现象。

最小气相速度限：指精馏塔上升蒸汽速度的最小限值。当上升蒸汽速度过低时，上升蒸汽不能托起上层的液相，造成漏夜，使板效率下降，精馏操作不能正常进行。

操作压力限：每一个精馏塔都存在最大操作压力限制。

临界温度限：保证精馏塔的正常传热需要、保证合适的回流温度，使精馏塔能够正常操作。

6.1.2 精馏塔的扰动分析

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。

扰动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。

6.2 精馏塔的特性

6.2.1 精馏塔的精态特性

精馏塔的精态特性可以通过分析塔的基本关系来表述，即物料平衡和能量平衡关系。以图6.1-1所示的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关系。图6.1-1所示的精馏过程，其物料平衡关系为：

总物料平衡 B D F += （6.2-1） 轻组分平衡 B D f x B x D z F ?+?=? （6.2-2） 由式（6.2-1）和（6.2-2）联立可得： B B f D x x z D

F x +-=)( 或 B

D f D x x z x F D --= （6.2-3） 式中 F 、D 、B ——分别为进料、顶馏出液和底馏出液流量；

f z 、D x 、B x ——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： B

D f D x x z x F B --= （6.2-4） 从上述关系可看出：当F D 增加时将引起顶、底馏出液中轻组分含量减少，即D x 、B x 下降。而当F B 增加时将引起顶、底馏出液中轻组分含量增加。即D x 、B x 上升。 然而，在F D （或F B ）一定，且f z 一定的条件下并不能完全确定D x 、B x 的数值，只能确定D x 与B x 之间的比例关系，也就是一个方程只能确定一个未知数。要确定D x 与B x 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的概念。所谓分离度s 可用下式表示：

)

1()1(D B B D x x x x s --= （6.2-5） 从式（6.2-5）可见：随着分离度s 的增大，而B x 减小，说明塔系统的分离效果增大。影响分离度s 的因素很多，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F 的比值等。对于一个既定的塔来说： )(F

V f s ≈ （6.2-6） 式（6.2-6）的函数关系也可用一近似式表示：

β=F V In s （6.2-7） 或可表示为： β=F V In )

1()1(D B B D

x x x x -- （6.2-8） 式中β为塔的特性因子。

由式（6.2-7）、（6.2-8）可以看出，随着F V 增加，s 值提高。也就是D x 增加，B x 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。而且由上述分析可见：F V 的增大，塔的分离效果提高，能耗也将增加。

对于一个既定的塔，包括进料组分一定，只要F D /和F V 一定，这个它的分离结果，即D x 与B x 将被完成确定。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D L R =一定，就确定了分离结果是一致的。 精馏塔的各种扰动因素都是通过物料平衡和能量平衡的形式来影响塔的操作。因此，弄清精馏塔中的物料平衡和能量平衡关系，为确定合理的控制方案奠定了基础。

6.2.2 精馏塔的动态特性

1．动态方程的建立

精馏塔是一个多变量、时变、非线性对象。对其动态特性的研究，人们已经做了不少工作。要建立整塔的动态方程，首先要对精馏塔的各部分：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j 块塔板为例说明如何建立单板动态方程。

总物料平衡：

dt dM V V L L j j j j j =

-+--+11 （6.2-9）

轻组分平衡： dt x M d y V y V x L x L j j j j j j j j j j ]

[1111=-+---++（6.2-10）

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；y x 、分别指液相和气相中轻组分的含量，同样下标指回流液及上升蒸汽来自哪块塔板。

由于各部分的动态方程。可整理得到整塔的动态方程组。对于整个精馏塔来说是一个多容量的，相互交叉连接的复杂过程，要整理出整塔的传递函数是相当复杂的。

2. 动态影响分析

通过上面的讨论，可知精馏塔动态方程的建立是复杂的，尤其建立一个精确而又实用的动态方程更是具有一定的难度。因此从定性的角度来分析精馏塔的动态影响，对合理设计控制方案有积极的指导意义。

1） 上升蒸汽和回流的影响

在精馏塔内，由于上升蒸汽只需克服塔板上极薄覆盖的液相阻力，因此上升蒸汽量的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的影响是相当快的。

然而由塔板下流的液相有相当大的滞后。当回流量增加时，必须先使积存在塔板上的液相蓄存量增加，然后在这增加的液体静压柱的作用下，才使离开塔板的液相速度增加，所以对回流量变化的响应存在着滞后。

由此可得出这样的结论：要使塔上的任何一处（除塔顶塔板外）的气液比发生变化，用再沸器的加热量作为控制手段，要比回流量的响应快。

2） 组分滞后的影响

V 和L 的变化，引起D x 和B x 的变化，都是通过每块塔板上组分之间的平衡施加影响的结果。由于组分要达到静态平衡需要一定的时间，所以尽管V 的变化可较快影响到塔顶，但要使塔顶组分浓度D x 变化达到一个新的平衡仍要经过不少的时间。同样D 的变化也是一样。且需花费更多的时间。

组分滞后的影响是由于塔板上的组分要等到影响组分的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的增加，组分滞后增加。因此塔板数的增加及回流比的增加，均会造成塔板上液相蓄存量的增加，从而导致组分的滞后也增加。当再沸器加热量Q 的增加而引起V 的增加，通过改善气、液接触，可以减少组分的滞后。

3） 回流罐蓄液量和塔釜蓄液量引起的滞后影响

由物料平衡关系可知：在F 一定的情况下，改变D 和B 均能引起D x 和B x 的变化。实际上D 的变化是通过L 的变化（在回流罐液位不变时）才能影响到塔内的气液平衡，从而控制产品的质量D x 和B x 。然而，回流罐有一定的蓄液量，从D 变化到L 的变化会产生滞后。同样B 的变化也是通过V 的变化（在塔釜液位不变时）才能影响到塔内的气液平衡，从而控制产品的质量D x 和B x 。塔釜的蓄液量也会使B 的变化到V 的变化产生滞后，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的滞后要比回流罐的蓄液量引起的滞后小。

6.3 精馏塔被控变量的选择

精馏塔被控变量的选择，主要是讨论质量控制中的被控变量的确定，以及检测点的位置等问题。通常，精馏塔的质量指标选取有两类：直接的产品成分信号和间接的温度信号。

6.3.1 采用温度作为间接质量指标

对于二元精馏塔，当塔压恒定时，温度与成分之间有一一对应的关系，因此，常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的同系物，在一定塔压下，温度与成分之间仍有较好的对应关系，误差较小。因此，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的前提是塔压恒定。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． 精馏段的温度控制

精馏段温度控制以精馏段产品的质量为控制目标，根据温度检测点的位置不同，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D 。也可将塔釜采出量B 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的温度差很小，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，产品中的杂质影响产品的沸点，造成对

温度的扰动，因此，采用塔顶温度控制塔顶产品质量的

控制方案很少采用，主要用于石油产品按沸点的粗级切

割馏分处理。

采用精馏段灵敏板温度作为被控变量，能够快速反

映产品成分的变化。灵敏板是在扰动影响下塔板温度变

化最大的塔板。因此，该塔板与上下塔板之间有最大的

浓度梯度，具有快速的过程动态响应。图6.3-1显示第

11塔板是灵敏板，该塔板在扰动正反向变化时具有相接

近的较大的增益。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，可在计算的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的塔板，或加料板的温度。采用中温作为被控变量，可以兼顾塔顶和塔底成分，及时发现操作线的变化。但因不能及时反映塔顶或塔底产品的成分，因此，不能用于分离要求较高、进料浓度变化较大的应用场合。

采用精馏段温度控制的场合是：

①对塔顶产品成分的要求比对塔底产品成分的要求严格；

②全部为气相进料；

③塔底或提馏段温度不能很好反映组分的变化，即组分变化时，提馏段塔板温度变化不显著，或进料含有比塔底产品更重的影响温度和成分关系的重杂质。

2．提馏段的温度控制

提馏段温度控制以提馏段产品的质量为控制目标，根据温度检测点位置可分为塔底温

V或塔底采出量B。也度、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

s

可将塔顶采出量D作为操纵变量，但应用较少。控制策略与精馏段温度控制类似。

采用提馏段温度控制的场合是：

①对塔底产品成分的要求比对塔顶产品成分的要求严格；

②全部为液相进料；

③塔顶或精馏段温度不能很好反映组分的变化，即组分变化时，精馏段塔板温度变化不显著，或进料含有比塔顶产品更轻的影响温度和成分关系的轻杂质；

④采用回流控制时，回流量较大，它的微小变化对产品成分影响不显著，而较大变化又会影响精馏塔平稳操作的场合。

3．采用压力补偿的温度作为间接质量指标

塔压恒定是采用精馏塔温度控制的前提。当塔压变化或精密精馏等控制要求较高时，微小的压力变化将影响温度和成分之间的关系，因此，需对温度进行压力补偿。常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

精馏塔中，成分是温度和塔压的函数，当塔压恒定或有较小变化时，温度与成分有一一对应关系。但精密精馏时，产品纯度要求较高，微小塔压变化将引起成分波动。例如，苯-甲苯分离时，压力变化6.67kPa，苯的沸点变化为2℃。

温差控制的原理是以保持塔顶（或塔底）产品纯度不变为前提的，塔压变化对两个塔板上的温度都有影响，且影响有几乎相同的变化，因此，温度差可保持不变。通常选择一个塔板的温度和成分保持基本不变的作为基准温度，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的精密精馏。例如，苯-甲苯-二甲苯、乙烯-乙烷、丙烯-丙烷等精密精馏。应用时要注意选择合适的温度检测点位置，合理设置温差设定值，操作工况要平稳。

2）双温差控制

精馏塔温差控制的缺点是进料流量变化时，会引起塔内成分变化和塔压压降变化。他们都使温差变化。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。双温差控制的设计思想是进料对精馏段温差的影响和对提馏段温差的影响相同，因此，可用双温差控制来补偿因进料流量变化造成的对温差的影响。应用时除了要合适选择温度检测点位置外，对双温差的设定值也要合理设置。

3）根据压力补偿计算温度设定值的控制

采用计算机控制装置或DCS 进行精馏塔控制时，由于计算机具有强大的计算功能，因此，对塔压变化的影响也可用塔压补偿的计算方法进行。补偿公式如下:

20220)()(p p dp

T d p p dp dT T T s sp -+-+= (6.3-1) 式中，s T 是产品所需成分在塔压0p 时对应的温度设定值；p 是塔压测量值；0p 是设计的塔压值；sp T 是在实际塔压p 条件下的温度设定值。因此，组成根据塔压模型计算温度设定值的控制系统。应用时需合理设置补偿公式中的系数项，通常，取到二次幂已经满足控制要求。当精确度不能满足产品纯度要求时，也可增加幂次。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 精馏塔的基本控制

精馏塔有多个被控变量和多个操纵变量，合理选择他们的配对，有利于减小系统的关联，并使精馏塔的操作平稳。

欣斯基[1]经研究提出了精馏塔控制中变量配对的三条准则：

①当仅需要控制塔的一端产品时，应选用物料平衡方式控制该端产品的质量；

②塔两端产品流量较小者，应作为操纵变量去控制塔的产品质量；

③当塔两端产品均需按质量控制时，一般对含纯产品较少，杂质较多的一端采用物料平衡方式控制其质量，对含纯产品较多，杂质较少的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D 或塔底采出量B 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产品质量的开环控制

精馏塔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。这里，质量开环控制指没有根据质量指标的控制。因此，精馏塔的质量开环控制主要是根据物料平衡关系，从外围控制精馏塔的F D （或F B ）和F 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D 和B 固定，有公式可知，产品的成分就可确定。控制方案如图6.4-1所示，变量的配对见表1-2。

表1-2 固定回流和蒸汽量的变量配对

为消除进料量的扰动，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。

2.固定塔顶馏出量D 和蒸汽量V

当回流比很大时，控制馏出量D 比控制回流量L 更有利。例如，L =50，D =1，则

控制回流量L 变化1%，D 将变化50%，因此，采用控制D 可使操作更平稳。控制系统的变量配对见表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

3.固定塔底采出量B 和回流量L

控制塔底采出量B 与控制再沸器蒸汽量V 的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

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 按精馏段指标的控制

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的控制。如果操纵变量是产品的出料，则称为间接物料平衡控制。

1.直接物料平衡控制

该控制方案的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D ，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 精馏塔直接物料平衡控制的变量配对

该控制方案的优点是物料和能量平衡之间的关联最小，内回流在环境温度变化时基本不变，产品不合格时不出料。该控制方案的缺点是控制回路的滞后大，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。适用于塔顶馏出量D很小（回流比很大）、回流罐容积较小的精馏操作。

当馏出量D有较大波动时，还可将精馏段温度作为被控变量，馏出量D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馏出量D，因此是间接物料平衡控制。精馏段的变量配对见表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的变量配对

该控制方案的优点是控制作用及时，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。该控制方案的缺点是内回流受外界环境温度影响大，能量和物料平衡直接的关联大。主要使用于回流比小于0.8及需要动态响应快速的精馏操作，是精馏塔最常用的控制方案。

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 按提馏段指标的控制

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的控制。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

根据提馏段温度控制塔底采出量B的控制方案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6.4-6所示。

表1-7 提留段直接物料平衡控制的变量配对

该控制方案具有能量和物料平衡关系的关联小，塔底采出量B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。适用于B很小，且V

B<0.2的精馏操作。

2.间接物料平衡控制

采用再沸器加热量V作为操纵变量，控制提馏段温度的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的变量配对

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

该控制方案具有响应快、滞后小的特点，能迅速克服进入精馏塔的扰动影响。缺点是物料平衡和能量平衡关系有较大关联。适用于F

V〈 2.0的精馏操作。

6.4.4精馏塔的塔压控制

精馏塔压的恒定是采用温度作为间接质量指标为前提。影响塔压的因素有：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.加压精馏塔的压力控制

（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6.4-10(a)(b)(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，改变进入冷凝器的气体推动力，即改变冷凝器两端的压差，动态响应较灵敏。

(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组成单回路控制系统（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的串级均匀控制系统。

2．减压精馏塔的压力控制

当减压塔的压力控制采用蒸汽喷射泵抽真空时，

可采用如图6.4-12所示的控制方案。由于蒸汽喷射压

力与真空度有一一对应关系，因此，可采用蒸汽喷射

压力恒定的控制系统，同时，采用吸入支管的控制阀

进行微调。当减压塔的压力采用电动真空泵时，常采

用调节不凝气体的抽出量来保证塔顶的真空度，控制

阀安装在真空泵回流管。图6.4-12 减压塔压力控制3．常压精馏塔的压力控制

对塔顶压力的恒定要求不高时，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）上设置一个通大气的管道，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、或对塔顶压力的稳定要求较高时，应采用类似加压塔的压力控制，防止空气吸入塔内并稳定塔压。

有时亦采用常压塔的塔压力控制，塔釜的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。分离要求不太严格的常压塔常采用该方案。

6.5 精馏塔的新型控制方案

随着控制技术的不断发展，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的发展，尤其是计算机在工业过程中的应用日益广泛，使得精馏过程控制中新的控制方案层出不穷，控制系统的品质指标越来越高，保证了塔的平稳操作，以及满足了工艺提出的各种新的要求。本节将对精馏塔控制中新型方案的使用作一个基本介绍。

6.5.1解耦控制

这里对在精馏控制中解耦控制的应用作必要的分析。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6.5-1就是一个两端产品质量均

加控制的方案。但是这类方案常常是失败的，关键是两个质

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。

解决上述矛盾的方法是：对精馏操作的被控变量与控制

变量之间进行不同的配对，选取关联影响小的配对方案；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，而以上的这些方法有解决不了严重关联的影响时，

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的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的方法，就能实现解耦控制。

由于精馏塔是一个非线性、多变量过程，准确求取解耦装置的动态特性是很困难的，而静态特性的求取较为容易。因此目前精馏塔的解耦主要采取静态解耦。如果尚不能满足需要，可在静态解耦的基础上作适当的动态补偿。

对于有多个侧线采出的精馏塔，将有多个质量指标需要加以控制。此时，为克服它们

之间的相互关联，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精馏塔的节能控制

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的40%左右。因此精馏塔的节能控制成为人们研究的重要课题。

在以往工艺生产中，为了保证产品的合格，对精馏操作习惯采用超高质量的过分离操作，使用加大回流比，增加再沸器上升蒸汽量等消耗过多能量的手段，换取一个在较宽的操作范围内均能获得合格产品质量的保障。这意味着精馏塔的节能是大有潜力的。

精馏塔的节能控制，首要的是把过于保守的过分离操作，转变为严格控制产品质量的“卡边”生产。但这必须有合适的自控方案来保证塔的抗干扰能力，稳定塔的正常操作。同时，也可以对工艺惊醒必要的改进，配置相应的控制系统，充分利用精馏操作中的能量，降低能耗。

1）浮动塔压控制方案

精馏塔通常都在恒定的塔压条件下操作，其原因：一是在稳定压力条件下操作，有利于保证塔的平稳；其次当温度为间接质量指标时，能较正确反映成分的变化。然而，从节能或经济的观点来考虑，塔压恒定未必是合理的，尤其当冷凝器采用风冷或水冷情况时，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的设想。

（1）塔压浮动的目得

所谓塔压浮动，即在可能的条件下，把塔压尽量降低，有利于能量节省。具体来说，它压下降，可以从两方面降低能耗。

①降低操作压力，将增加组分间的相对挥发度，这样组分分离容易，使再沸器的加热量下降，节省能量。当然此时冷凝器的负荷增大，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，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，再沸器在消耗同样热剂的情况下，加热能力增大了。与此同时，由于平衡温度的下降，减少了在再沸器传热壁上的结垢现象，也有利于维持再沸器传热能力。

综上所述：尽可能地降低塔的操作压力，能节省大量的能量，的确是精馏塔操作节能的一个举措。然而，塔压的降低必须满足下列条件，才能在获得节能的同时，使精馏塔操作符合工艺的要求，正常而平稳地进行。

（2）塔压浮动的条件

①质量指标的选取必须适应塔压浮动的需要。一般情况下，以成分信号作为直接的质量指标是最合适的，其丝毫不受塔压浮动的影响。如果采用温度作为间接质量指标，则应根据工艺的要求，采取必要的压力补偿措施。

②塔压降低的限度受冷凝器最大冷却能力的制约。塔压的降低，增大冷凝器的负荷，允

许的最低操作压力应视冷凝器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。因为塔压的突变有可能破坏气液平衡，而且压力的突然下降，会引起塔板上液体的闪蒸，从而出现液泛。这些都将影响精馏塔操作的正常进行。

（3）塔压浮动控制的实施

为了节能，采取精馏塔的塔压浮动操作，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

防止压力的突然变动上。图6.5-3所示为一个精

馏塔的浮动塔压控制方案。这个方案是在原塔压

控制系统的基础上，增加了一个具有纯积分作用

的阀位控制VPC，从而起到浮动塔压操作所要求的

两个作用。

①不管冷凝器的冷却情况如何变化（如遇暴风

雨降温），VPC的作用可使塔压不会突变，而是缓

慢地变化，一直浮动到冷剂可能提供的最低压力

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。考虑到需有一定的控制余量，

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中的PC为一般的PI控制器，VPC则是纯积分或大比例带的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2 min左右。而VPC的操作周期长，过程反应慢，一般积分时间取得较大，如积分时间为60 min。因此在分析中可假定忽略PC系统和VPC系统之间的动态联系。即分析PC动作时，可以认为VPC系统是不动作的；而分析VPC系统时，又可认为PC系统是瞬时跟踪的。

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的精馏系统中，可以采用图6.5-4所示的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的温度。热油循环系统是通过调整加热炉的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

同的地方是：另外设置了一个阀位控制系统VPC和热油温度控制系统T2C。由于VPC和T2C 的工作，使此塔内温度控制系统能尽量减少能量的消耗。

本系统依靠VPC和T2C可以使

热油控制阀V2总是处于尽量打开

的工作状态，如开度处于90%开

度，有一定的余量。V2的开度大，

燃油量大，由一定加热量的要求可

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6.5-4 节能的提馏段温度控制系统

这样能节省不少无谓的能量损失。

系统的动作过程可简单分析如下：当塔内温度升高时，T 1C 的动作使热油阀V 2先关小。与此同时，VPC 动作，其输出变化使T 2C 的给定值降低。T 2C 动作，把燃料油阀V 1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V 2又打开，压降减少。循环往复，当使塔内温度调到工艺设定的给定值时，VPC 改变T 2C 的给定值，直到满足热油阀V 290%开度时的最低热油温度值。

3） 能量的综合利用控制方案

在通常的精馏过程中，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，可否从根本上改变这一状况，从理论上来说是完全可能的，基本上可有两种方法。

1）把塔顶的蒸汽作为本塔塔底的热源。但由于塔顶蒸汽的冷凝温度低于塔底液体的沸腾温度，热量不能由低温处直接向高温处传递，解决的办法是采用热泵技术。

2）在几个塔串联成塔组时，用上一塔的蒸汽作为下一塔的热源。但必须要求上塔塔顶温度远高于下塔塔底温度，并设置有效的控制方案，消除这种工艺流程带来的两塔间的关联影响。

以上两种方法的具体实施，限于篇幅，本书不一一列举，可查阅有关书刊。

6.5.3 精馏塔的最优控制

所谓精馏塔的最优控制，是指在产品质量保证一定的规格前提下，综合某些要求，规定一种明确的指标，并使其达到最优。对于精馏过程来说，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，包含的环节越多，问题越复杂，达到稳定的最优状况可能性就越小。在干扰频繁的情况下，甚至永远达不到最优控制目标。因此实现单塔或局部的最优可能性大，而且也是高一级最优控制的基础。

实现最优化的两个关键是：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，最优化的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：

$=∑∑∑--QC

P P F p νν (6.5-1) 式中 P ——单位时间成品的产量；

p ν——成品的单价；

F ——单位时间内原料的进料量；

F ν——原料的单价；

Q ——单位时间消耗的能源；

C ——能源的单价。

又如成本函数为： F

Q C F Bx F B B D c +-=)($νν （6.5-2）

式中 F ——单位时间内原料的进料量；

B ——塔底成品单位时间的采出量；

D ν、B ν——塔顶、塔底成品的单价；

B x ——塔底采出成品中轻组分含量；

Q ——单位时间消耗的能源；

C ——能源的单价。

式（6.5-2）所表示的是成本函数，其中塔顶馏出成品D 的单价要比塔底采出成品B 高，也就是B D νν>；B Bx 即为从底部采出的，不能在顶部收回的轻组分，于是（D ν-B ν）F Bx B 表示了单位进料中轻组分成品的价值损失；F

Q C 为单位进料的能量成本。 2． 最优控制的实现方法

一般来说，最优控制的实现方法有两类：搜索法和模型法。前者采用反馈的方法，后者采用的是前馈的方法。单纯的搜索法不能适用于精馏塔的最优控制。首先由于精馏过程滞后大，每步搜索后必须等精馏塔变量变化后，才能做出对下一步搜索的判断。这样，整个搜索过程就要花费很长的时间。同时，要保证搜索判断的正确性，每步搜索之间不允许有进一步扰动，但精馏塔是一个多变量对象，扰动因素多且干扰是随机的，这就影响搜索判断的精确性。模型法在精馏中的应用同样受到局限。因为模型法的精确程度取决于被控过程的数学模型的精度，这一点对于精馏过程来说，也是较难得到的。

精馏塔的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，充分发挥数字模拟快速搜索的优点。然后把离线搜索的结果放到精馏塔上进行再线搜索，获得适应实际过程的最优化搜索结果。通常较少采用精馏塔的动态最优，这是由于精馏塔的动态模型十分复杂，实现动态最优的误差大，而且计算工作量极大，需采用 昂贵的大容量计算机，一般情况下以静态模型的最优加以必要的动态补偿。

3． 静态最优示例

现以图6.1-1所示的二元精馏过程为例，说明静态最优是如何求得的。

1） 建立静态数学模型

由二元精馏的物料平衡，能量平衡关系可得其静态数学模型为：

B

D F D x x z x F B --= （6.5-3） )

1()1(ln D B B D x x x x F V --=β （6.5-4） 2） 确定目标函数

取成本函数为本例的目标函数：

F

Q C F Bx F c B B D +-=)($νν （6.5-5） 成本函数表达式（6.5-5）中的Q 可表示成：

v H V Q ?= （6.5-6） 式中 V ——单位时间上升蒸汽量；

νH ——混合物平均蒸发潜热。

把式（6.5-6）代入（6.5-5）可得： F

V CH F Bx F c B B D ννν+-=)($ （6.5-7） 3） 把静态数学模型代入目标函数中

把式（6.5-3）、（6.5-4）代入式（6.5-7）中，可得此时的目标函数：

)1ln 1(ln )()()($B

B D D B D B F D B D x x x x CH x x x z x F c -+-+---=βννν （6.5-8） 4） 对目标函数求极值

再此目标函数中，D x 为一定值（因塔顶成品的质量要求较高，故设置质量控制保证D x 一定），D ν、B ν、C 分别为常数，β、νH 在塔压一定时基本不变，则在不同的F z 下，F c $仅仅是B x 的函数。所以要求目标函数的极值,可以采用求导数的方法，即式（6.5-8）对B x 求导并简化得：

)1()()()($2

B B B D F D D B D B x x CH x x z x x dx F c d -----=βννν （6.5-9） 令式（6.5-9）为零，求得成本函数F c $为最小时最优0B x 值得函数关系式，即求出F c $→min 时的0B x ：

)

()()()1(2000F D D B D B D B B z x x CH x x x x --=--ννβν （6.5-10） 5） 求出0B x 的近似关系式

当塔顶、塔底的产品都比较纯的时候，可近似认为0,1≈≈B D x x 。则1-0B x ≈1，1)01()(220≈-≈-B D x x 。于是（6.5-10）可近似表述为：

)

()(0F D D B D B z x x CH x --=ννβν （6.5-11） 由式（6.5-11）可知把塔底成品B x 控制在0B x ，就能使精馏操作的成本函数F c $区域

最小值。

6）最优控制的实施原理

x的优化计算按式（6.5-11）来图6.5-5为精馏塔静态最优控制的实施原理图。其中

B

x就是根据静态最优的计算结果来设定的。

进行的，塔釜产品的质量控制系统给定值

B

图6.5-5 精馏塔静态最优控制实施原理图