第8章典型过程设备的控制ppt课件.pptx

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1、过程装备控制技术,第8章典型过程设备的控制,配套资源,窦东阳主编，过程控制技术，中国矿业大学出版社，2020（江苏省重点教材）,引言,现代流程工业是由一系列单元操作的设备和装置组成的生产线进行生产作业的。以化工生产为例，这些单元操作包括流体输送、传热、精馏、化学反应等，此外，加热炉、水汽系统等也是现代生产常见的工业设备。从各个单元涉及的物理和化学变化及加工方式来看，这些生产过程包括动量传递过程、热量传递过程、质量传递过程和化学反应过程等。要实现各个单元的功能，保证生产高效有序进行，必须深入了解生产工艺，按化学工程的内在机理并结合各自的特性制定合理的自动控制方案。本章以上述单元的一些典型化工过程

2、装备为例，只从自动控制的角度出发，根据对象特性和控制需求，介绍若干具有代表性的典型设备的控制方案，从中讨论方案设计的基本原则和技巧方法，以期能根据所学知识取得举一反三的效果。,8.1 流体输送过程设备的控制,8.1.1 概述 在流体输送过程中，泵是用来输送液体并提高其压力的机械，而风机和压缩机是用来输送气体并提高其压力的机械。除了起停车、顺序控制和联锁动作外，对流体输送设备的控制，大多指流量或压力的控制，如定值控制，比值控制及以流量作为副变量的串级控制等。此外，还有为保护输送设备不致损坏的一些保护性控制方案，如轴瓦振动、油温等的超限保护停机、离心式压缩机的防喘振控制方案等。,8.1 流体输送过

3、程设备的控制,8.1.2 离心泵的控制 离心泵是常用的流体输送设备，通过旋转翼轮作用于液体的离心力产生压头。转速越高，则离心力越大，压头也越高。在流程工业中，离心泵流量控制的目的是要将泵的排出流量恒定于某一给定的数值上或为了保持某个工艺条件而不断改变，如某些精馏塔的进料量或回流量需要维持恒定，或者为了保持液位稳定，需要调节出口流量。离心泵的流量控制大体有三种方法：（1）调节泵的出口阀门开度；（2）调节泵的转速；（3）调节泵的出口旁路,（1）调节泵的出口阀门开度 通过控制泵出口阀门开启程度来控制流量的方法如图8-1所示。应该注意的是，除了某些特殊情况，控制阀一般应该安装在泵的出口管线上，而不应该

4、安装在泵的吸入管线上，这是因为控制阀在正常工作时，需要有一定的压降，而离心泵的吸入高度是有限的。,图8-1 改变泵出口阻力调节流量,控制出口阀门开度的方案简单易行，应用较广，但机械效率较低，特别是控制阀开度较小时，阀上压降较大，损耗的功率相当大，很不经济。此外，当介质具有腐蚀性或对管路磨损较大时，控制阀的使用寿命不长。,改变出口阀门的开度就是改变管路上的阻力，进而引起流量的变化，其工作原理为：在一定转速下，离心泵的排出流量Q与泵产生的压头H有一定的对应关系，如曲线A所示，在不同流量下，泵的压头是不同的，曲线A即泵的流量特性曲线。泵的压头又必须与管路上的阻力平衡才能进行操作。克服管路阻力所需压头

5、大小随流量增加而增加，如曲线1管路的特性曲线所示。曲线A与曲线1的交点C1称为操作的工况点。此时泵所产生的压头正好用来克服管路阻力，C1点对应的流量Q1即为泵的实际出口流量。而当控制阀开度发生变化时，由于转速是恒定的，所以泵的特性曲线没有变化，曲线A没有变化。但管路上的阻力却发生变化，即管路特性曲线不再是曲线1，随着控制阀的关小，可能变为曲线2或曲线3了。工况点就有C1移向C2或C3，出口流量也由Q1改变为Q2或Q3。,图8-2 泵的流量特性曲线与管路特性曲线,调节泵的出口阀门开度工作原理：,（2）调节泵的转速 当泵的转速改变时，泵的流量特性曲线就会发生改变。该方案最为经济，机械效率较高，应用

6、也普遍，如在蒸汽透平驱动离心泵的场合，仅需控制蒸汽量即可控制转速。目前，多用变频器配合调速电机来实现。变频调速是通过改变定子电源的频率来改变同步频率实现电机调速的。,图8-3 改变泵的转速控制流量,图8-3中曲线1、2、3表示转速分别为n1、n2、n3时的流量特性，且有n1n2n3。在同样的流量情况下，泵的转速提高导致压头H增加。在一定的管路特性曲线B的情况下，减小泵的转速，会使工况点由C1移向C2或C3，流量相应也由Q1减少到Q2或Q3。,（3）调节泵的出口旁路,图8-4 改变旁路阀控制流量,将泵的部分排出量送回到吸入管路，用改变旁路阀开启度的方法来控制泵的实际排出量，如图8-4所示。控制阀

7、在旁路上，由于压差大，流量小，所以控制阀的尺寸可以选的比装在出口管道上的小得多，但是这种方案不经济，因为旁路阀消耗一部分高压液体能量，使总的机械效率降低，因而使用较少。,8.1 流体输送过程设备的控制,8.1.2 离心式压缩机的防喘振控制 离心式压缩机的使用日益频繁，进行这类压缩机的控制方案设计时，还有一个特殊的问题需要克服，这就是喘振现象。,图8-5 离心式压缩机特性曲线,离心式压缩机特性曲线的最高点是压缩机能否稳定操作的分界点。在图8-5中，连接最高点的虚线是一条表征压缩机能否稳定操作的极限曲线，虚线的右侧为正常运行区，虚线的左侧是不稳定区，如图中的阴影部分所示。喘振会导致压缩机及所连接的

8、管网系统和设备发生强烈振动，不予克服将对压缩机造成破坏。,8.1 流体输送过程设备的控制,图8-6是压缩机的出口与入口的绝对压力之比p2/p1与进口体积流量Q之间的关系曲线，称为离心式压缩机的特性曲线。由图可见，对应于不同转速n的每一条p2/p1与Q的关系曲线，都有一个最高点，在此点之右，降低压缩比p2/p1会使流量增大，这种情况下，压缩机有自衡能力，即因干扰作用使得出口管阀的压力下降时，压缩机能自发地增大排出量，提高压力建立新的平衡；反之，在此点之左，降低压缩比，反而使流量减少，这样的对象是不稳定的，这时，如果因干扰作用导致出口管网的压力下降时，压缩机不但不增加输出流量，反而减少排出量，致使

9、管网压力进一步下降，因此，离心式压缩机特性曲线的最高点是压缩机能否稳定操作的分界点。,8.1 流体输送过程设备的控制,对于离心式压缩机的流量减少，使工况点进入不稳定区，发生喘振。图中QB是在固定转速n的条件下对应于最大压缩比（p2/p1）的体积流量（图中B点），它是压缩机能否操作的极限流量。设压缩机的工况点原处于正常运行的点A，由于负荷减少，工况点将沿着曲线ABC方向移动，在点B处压缩机达到最大压缩比。若继续减小负荷，则工况点将落到不稳定区，此时出口压力减小，但与压缩机相连的管路系统在此瞬间的压力不会突变，管网压力反而高于压缩机出口压力，于是发生气体倒流现象，工况点迅速下降到C。由于压缩机在继

10、续运转，当压缩机出口压力达到管路系统压力后，又开始向管路系统输送气体，于是压缩机的工况点由点C突变到点D，但此时的流量QDQB，超过了工艺要求的负荷量，系统压力被迫升高，工况点又将沿DAB曲线下降到C。,图8-6 压缩机p2/p1与Q关系曲线,8.1 流体输送过程设备的控制,喘振是离心式压缩机所固有的特性，每一台离心式压缩机都有其一定的喘振区域。负荷减小是离心式压缩机产生喘振的主要原因；此外，被输送气体的吸入状态，如温度、压力等的变化，也是使压缩机产生喘振的因素。一般来说，吸入气体的温度或压力越低，压缩机就越容易进入喘振区。根据以上分析，离心式压缩机产生喘振现象的主要是由于负荷降低，排气量小于

11、极限值QB引起的，要想阻止喘振的发生，只要使压缩机的吸气量大于等于当前该工况下的极限排气量即可。防止喘振有两种方法：（1）固定极限流量法；（2）可变极限流量法,（1）固定极限流量法 对于工作在一定转速下的离心式压缩机，都有一个进入喘振区的极限流量QB，为安全起见，规定一个压缩机吸入流量的最小值QP，并且有QPQB。固定极限流量法防喘振控制的目的就是在当负荷变化时，始终保证压缩机的入口流量Q1不低于QP值。图8-7是一种最简单的固定极限法防喘振控制方案，测量点在压缩机的吸入管线上，流量控制器的给定值为QP，当压缩机的排气量因负荷变小且小于QP时，则开大旁路控制阀以加大回流量，保证吸入流量Q1QP

12、，从而避免喘振现象的产生。,图8-7 防喘振旁路控制,（2）可变极限流量法 采用控制离心泵的转速来调节流量时，进入喘振的极限流量是随压缩机的转速变化的。图8-8上的喘振极限线是对应于不同转速时的压缩机特性曲线的最高点的连线。只要压缩机的工作点在喘振极限线的右侧，就可以避免喘振发生。但为了安全起见，实际工作点应控制在安全操作线的右侧。安全操作线近似为抛物线，其方程可用下列近似公式表示,式中，T1为入口端绝对温度；Q1为入口流量；a，b为系数，一般由压缩机制造厂提供。P1、P2、T1、Q1可以用测试方法得到。如果压缩比,工况是安全的；如果压缩比,其工况将可能产生喘振。经过换算，上述不等式可写成如下

13、形式：,图8-8 防喘振曲线式中p1为与流量Q1对应的压差，r为一个常数。,图8-9就是根据上式所设计的一种防喘振控制方案。压缩机入口、出口压力p1、p2经过测量、变送器以后送往加法器，得到（p2-ap1）信号，然后乘以系数（r/bk2），作为防喘振控制器FC的给定值。控制器的测量值是测量入口流量的压差经过变送器后的信号。当测量值大于给定值时，压缩机工作在正常运行区，旁路阀是关闭的；当测量值小于给定值时，这是需要打开旁路阀以保证压缩机的入口流量不小于给定值。这种方案属于可变极限流量法的防喘振控制方案，这时控制器FC的给定值是经过计算得到的，因此能根据压缩机负荷变化的情况随时调整入口流量的给定值

14、，即随动控制。该随动控制的给定值运算是在闭合回路之外，因此可像一般的简单流量控制系统那样进行控制器参数的工程整定。,图8-9 变极限流量防喘振控制方案,8.2 传热过程设备的控制,化工生产中，传热设备的形式多样，包括换热器、再沸器、冷凝器及加热炉等。由于传热的目的不同，被控变量也不完全一样。在多数情况下，都是将温度作为被控变量。本节按传热的两侧有无相变化的不同情况，只讨论以温度为被控变量时的各种控制方案。此外，加热炉温度的控制将在后续小节单独介绍。,8.2 传热过程设备的控制,8.2.1 两侧均无相变化的换热器控制方案 换热器的目的是为了使工业介质加热（或冷却）到某一温度，自动控制的目的就是要

15、通过改变换热器的热负荷，以保证工艺介质在换热器出口的温度恒定在给定值上。当换热器两侧流体在传热过程中均不起相变化时，常采用以下几种控制方案：（1）控制载热体的流量；（2）控制载热体旁路流量；（3）控制被加热流体自身流量；（4）控制被加热流体自身流量的旁路。,8.2 传热过程设备的控制,（1）控制载热体的流量,图8-10 改变载热体流量控制温度,图8-10表示利用控制载热体流量来稳定被加热介质出口温度的控制方案，它根据调整载热体，如热水、冷却水等的流量来达到控制出口温度t2的目的。改变载热体流量是应用最为普遍的控制方案，多适用于载热体流量的变化对温度影响较灵敏的场合。,如果载热体本身压力不稳定，

16、可另设稳压系统，或者采用以温度为主变量、流量为副变量的串级控制系统，如图8-11所示，出口温度控制器TC的输出作为载热体流量控制器FC的设定值，能够快速克服载热体压力等干扰对副环的影响，而不必等到干扰作用到主环，引起被控变量改变才产生控制作用。,图8-11 换热器串级控制系统,8.2 传热过程设备的控制,（2）控制载热体旁路流量,当载热体是工艺流体，其流量不允许变动时，可采用图8-12所示的控制方案，采用三通控制阀来改变进入换热器的载流体流量与旁路流量的比例，这样既可以改变进入换热器的载流体流量，又可以保证载热体总流量不受影响。这种方案多见于载热体为工艺主要介质时。旁路的流量一般不用直通阀来直

17、接进行控制，这是由于在换热器内部流体阻力小的时候，控制阀前后压降很小，这样就使控制阀的口径要选得很大，而且阀的流量特性易发生畸变。,图8-12 用载热体旁路控制温度,8.2 传热过程设备的控制,（3）控制被加热流体自身流量,如图8-13所示，控制阀安装在被加热流体进入换热器的管道上，流体的流速越快，与热流体换热必然不充分，出口温度一定会下降，这种控制方案，只有当工艺允许流量变化时才能采用。,图8-13 用介质自身流量控制温度,8.2 传热过程设备的控制,（4）控制被加热流体自身流量的旁路,当被加热流体的总流量不允许控制，而且换热器的传热面积有余量时，可将一小部分被加热流体由旁路直接流到出口处，

18、使冷热物料混合来控制温度，如图8-14所示。这种控制方案从工作原理来说与第三种方案相同，即都是通过改变被加热流体自身流量来控制出口温度的，只是在改变流量的方法上采用三通控制阀，改变进入换热器的被加热介质流量与旁路流量的比例，这一点与第二种方案相似。此方案中载热体一直处于最大流量，而且要求传热面积有较大的裕量，因此在通过换热器的被加热介质流量较小时，就不太经济。,图8-14 用介质旁路控制温度,8.2 传热过程设备的控制,8.2.2 载热体进行冷凝的加热器自动控制,图8-15 用蒸汽流量控制温度,（1）控制蒸汽流量 这种方案最为常见。当蒸汽压力本身比较稳定时可采用图8-15所示的简单控制方案。通

19、过改变加热蒸汽量来稳定被加热介质的出口温度。当阀前蒸汽压力有波动时，可对蒸汽总管加设压力定值控制，或者采用温度与蒸汽流量（或压力）的串级控制。一般来说，设压力定值控制比较方便，但采用温度与流量的串级控制另有一个好处，它对于副环内的其余干扰，或者阀门特性不够完善的情况，也能有所克服。,8.2 传热过程设备的控制,（2）控制换热器的有效换热面积,如图8-16所示，将控制阀装在凝液管线上。如果被加热物料出口温度高于给定值，说明传热量过大，可将凝液控制阀关小，凝液就会积聚起来，减少了有效蒸汽冷凝面积，使传热量减少，工艺介质出口温度就会降低。反之，如果被加热物料出口温度低于给定值，可开大凝液控制阀，增大

20、有效传热面积，使传热量相应增加。这种控制方案，由于凝液至传热面积的通道是个滞后环节，控制作用比较迟钝。当工艺介质温度偏离给定值后，往往需要很长时间才能校正过来，影响了控制质量。较有效的方法为串级控制方案。,图8-16 用凝液排出量控制温度,串级控制有两种方案，图8-17为温度与凝液的液位串级控制，图8-18为温度与蒸汽流量的串级控制，由于串级控制系统克服了进入副回路的主要干扰，改善了对象的特性，因而提高了控制品质。,图8-17 温度-液位串级控制系统,图8-18 温度-流量串级控制系统,以上介绍了两种控制方案及其各自改进的串级控制方案，他们各有优缺点,如下表8-1所示。,表8-1 两种控制方案

21、特点,8.2 传热过程设备的控制,8.2.3冷却剂进行汽化的冷却器自动控制 当用水或空气作为冷却剂不能满足冷却温度要求时，需要用其他冷却剂。这些冷却剂有液氨、乙烯、丙烯等。这些液体冷却剂在冷却器中由液体汽化为气体时带走大量潜热，从而使另一种物料得到冷却。以液氨为例，当它在常压下汽化时，可以使物料冷却到零下30的低温。在这类冷却器中，以氨冷器为最常见，下面以它为例介绍几种控制方案。,8.2 传热过程设备的控制,（1）控制冷却剂的流量,左图所示的方案为通过改变液氨的进入量来控制介质的出口温度，这种方案的控制过程为:当工艺介质出口温度上升时，就相应增加液氨进入量使氨冷却器内液位上升，液体传热面积就增

22、加，因而使传热量增加，介质的出口温度下降。这种方案并不以液位为被控制变量，但注意液位不能过高，液位过高会造成蒸发空间不足，使出去的氨气中夹带大量液氨，引起氨压缩机的操作事故。因此，这种控制方案带有上限液位报警，或采用温度-液位自动选择性控制，当液位高于某上限值时，自动把液氨阀关小或暂时切断。,8.2 传热过程设备的控制,（2）温度与液位的串级控制,图8-20所示方案中，操纵变量仍是液氨流量，但以液位作为副变量，以温度作为主变量构成串级控制系统。应用此类方案时对液位的上限值应加以限制，以保证有足够的蒸汽空间。这种方案的实质仍然是改变传热面积。但由于采用了串级控制，将液氨压力变化而引起液位变化的这

23、一主要干扰包含在副环内，从而提高了控制质量。,图8-20 温度-液位串级控制,8.2 传热过程设备的控制,（3）控制汽化压力,由于氨的汽化温度与压力有关，所以可以将控制阀装在气氨出口管道上，如图8-21所示。这种控制方案的工作原理是基于当控制阀的开度变化时，会引起氨冷却器内汽化压力改变，于是相应的汽化温度也就改变了。为了保证液位不高于允许上限，在该方案中还设有辅助的液位控制系统。这种方案控制作用迅速，只要汽化压力稍有变化，就能很快影响汽化温度，达到控制工艺介质出口温度的目的。但是由于控制阀安装在气氨出口管道上，故要求氨冷器要耐压，并且当气氨压力由于整个制冷系统的统一要求不能随意加以控制时，这个

24、方案就不能采用了。,图8-21 用汽化压力控制温度,8.3 精馏过程设备的控制,精馏过程是现代化工生产中应用极为广泛的传质过程，其目的是利用混合液中各组分挥发度的不同将各组进行分离，并达到规定纯度的要求。精馏塔是精馏过程的关键设备，它是一个非常复杂的现象。在精馏操作中，被控变量多，可以选用的操纵变量亦多，它们之间又可以有各种不同组合，所以控制方案繁多。由于精馏塔对象的通道很多，反应缓慢，内在机理复杂，变量之间相互关联，加以对控制要求又较高，因此必须深入分析工艺特性，总结实践经验，结合具体情况，才能设计出合理的控制方案。,8.3 精馏过程设备的控制,8.3.1 工艺要求（1）保证质量指标 对于一

25、个正常操作的精馏塔，一般应当使塔顶或塔底产品中的一个产品达到规定的纯度要求，另一个产品的成分亦应保持在规定的范围内。为此，应当取塔顶或塔底的产品质量作为被控变量，这样的控制系统称为质量控制系统。质量控制系统需要应用能测出产品成分的分析仪表。由于目前被测物料种类繁多，还不能相应地生产出多种测量滞后小而又精确的分析仪表。所以，质量控制系统目前所见不多，大多数情况下，是由能间接控制质量的温度控制系统来替代。,8.3 精馏过程设备的控制,（2）保证平稳操作 为了保证塔的平稳操作，必须把进塔之前的主要可控干扰尽可能预先克服，同时尽可能缓和一些不可控的主要干扰。例如，可设置进料的温度控制、加热机和冷却剂的

26、压力控制、进料量的均匀控制系统等。为了维持塔的物料平衡，必须控制塔顶馏出液和釜底采出量，使其之和等于进料量，而且两个采出量变化要缓慢，以保证塔的平稳操作。塔内的持液量应保持在规定的范围内。控制塔内压力稳定，对塔的平稳操作是十分必要的。,8.3 精馏过程设备的控制,（3）约束条件 为保证正常操作，需规定某些参数的极限值为约束条件。例如对塔内气体流速的限制，流速过高易产生液泛；流速过低，会降低塔板效率。尤其对工作范围较窄的筛板塔和乳化塔的流速问题，必须特别注意。因此，通常在塔底与塔顶间装有测量压差的仪表，有的还带报警装置。塔本身还有最高压力限，超过这个压力，容器的安全就没有保障。,8.3 精馏过程

27、设备的控制,（4）节能要求和经济性 任何精馏过程都是要消耗能量的，这主要是再沸器的加热量和冷凝器的冷却量消耗，此外，塔和附属设备及管线也要散失一部分能量。应当指出，精馏塔的操作情况必须从整个经济收益来衡量。在精馏操作中，质量质变、产品回收率和能量消耗均是要控制的目标。其中质量指标是必要条件，在质量指标一定的前提下，应在控制过程中使产品产量尽量高一些，同时能量消耗尽可能低一些。,8.3 精馏过程设备的控制,8.3.2 精馏塔的干扰因素,（1）进料流量F的波动 进料量的波动通常是难免的。如果精馏塔位于整个生产过程的起点，则采用定值控制是可行的。但是，精馏塔的处理量往往是由上一道工序决定的，如果一定

28、要使进料量恒定，势必要设置很大的中间贮槽进行缓冲。工艺上新的趋势是尽可能减小或取消中间贮槽，而采取在上一工序设置液位均匀控制系统来控制出料，使塔的进料量F波动比较平稳，尽量避免剧烈的变化。,图8-22 精馏塔主要干扰,8.3 精馏过程设备的控制,（2）进料成分ZF的变化 进料成分是由上一工序出料或原料情况决定的，因此对塔系统来讲，它是不可控的干扰。（3）再沸器加热剂（如蒸汽）加入热量的变化 当加热剂是蒸汽时，加入热量的变化往往是由蒸汽压力的变化引起的。可以通过在蒸汽总管设置压力控制系统来加以克服，或者在串级控制系统的副回路中予以克服。,8.3 精馏过程设备的控制,（4）进料温度TF及进料热焓Q

29、F的变化 进料温度通常是较为恒定的。假如不恒定，可以先将进料预热，通过温度控制系统来使精馏塔进料温度恒定。然而，进料温度恒定时，只有当进料状态全部是气态或全部是液态时，塔的进料热焓才能一定。当进料是气液混相状态时，则只有当气液两相的比例恒定时，进料热焓才能恒定。为了保持精馏塔的进料热焓恒定，必要时可通过热焓控制的方法来维持恒定。,8.3 精馏过程设备的控制,（5）冷却剂在冷却器内除去热量的变化 这个热量的变化会影响到回流量或回流温度，它的变化主要是由于冷却剂的压力或温度变化引起的。一般冷却剂的温度变化较小，而压力的波动可采用克服加热剂压力变化的同样方法予以克服。（6）环境温度的变化 在一般情况

30、下，环境温度的变化较小，但在采用风冷器作为冷凝器时，则天气骤变与昼夜温差，对塔的操作影响较大，它会使回流量或回流温度变化。为此，可采用内回流控制的方法予以克服。内回流通常是指精馏塔的精馏段内上一层塔盘向下一层塔盘留下的液体量。由上述干扰分析可以看出，进料流量和进料成分的波动是精馏塔操作的主要干扰，而且往往是不可控的。其余干扰一般比较小往往是可控的，可以采用一些控制系统预先加以克服的。,8.3 精馏过程设备的控制,8.3.3 精馏塔的控制方案8.3.3.1精馏塔的提馏段温控 如果采用以提馏段温度作为衡量质量指标的间接指标，而以改变再沸器加热量作为控制手段的方案，就称为提馏段温控。,8.3 精馏过

31、程设备的控制,图8-23 提馏段温控的控制方案示意图,这种方案中的主要控制系统是以提馏段塔板温度为被控变量，加热蒸汽量为操纵变量。除了这个主要控制系统外，还设有五个辅助控制系统；对塔底采出量B和塔顶馏出液D，按物料平衡关系分别设有塔底与回流罐的液位控制器作均匀控制；进料量F为定值控制（如不可控，也可采用均匀控制系统）；为维持塔压的恒定，在塔顶设置压力控制系统，控制手段一般为改变冷凝器的冷剂量，提馏段温控时，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，仍能保持塔顶产品的质量指标在规定的范围内。,8.3 精馏过程设备的控制,提馏段温控的主要特点与使用场合如下：（1）由于采用了提馏

32、段温度作为间接质量指标，因此，它能较直接地反应提馏段产品情况。将提馏段温度恒定后，就能够较好地保证塔底产品的质量达到规定值。所以，在以塔底采出为主要产品，对塔釜成分比对馏出液成分要求高时，常采用提馏段温控方案。（2）当干扰首先进入提馏段时，例如在液相进料时，进料量或进料成分的变化首先要影响塔底的成分，故用提馏段温控就比较及时，动态过程也比较快。由于提馏段温控时，回流量是足够大的，因而仍能使塔顶质量保持在规定的纯度范围内，这就是经常在工厂中看到的即使塔顶产品质量要求比塔底严格时，仍有采用提馏段温控的原因。,8.3 精馏过程设备的控制,8.3.3.2精馏塔的精馏段温控 如果采用以精馏段温度作为衡量

33、质量指标的间接指标，而以改变回流量作为控制手段的方案，就称为提馏段温控。,图8-24 精馏段温控的控制方案示意图,图8-24是常见的精馏段温控的一种方案。它的主要控制系统是以精馏段塔板温度为被控变量，而以回流量为操纵变量。除了上述主要控制系统外，精馏段温控还设有五个辅助控制系统。对进料量、塔压、塔底采出量与塔顶馏出液的控制方案与提馏段温控方案相同。在精馏段温控时，再沸器加热量应维持一定，而且足够大，以使塔在最大负荷时，仍能保证塔底产品的质量指标在一定范围内。,8.3 精馏过程设备的控制,精馏段温控的主要特点与使用场合如下。（1）由于采用了精馏段温度作为间接质量指标，因此，它能较直接地反应精馏段

34、的产品情况。当塔顶产品纯度要求比塔底严格时，一般宜采用精馏段温控方案。（2）如果干扰首先进入精馏段，例如气相进料时，由于进料量的变化首先影响塔顶的成分，所以采用精馏段温控就比较及时。在采用精馏段温控时，当分离的产品较纯时，由于塔顶或塔底的温度变化很小，对测温仪表的灵敏度和控制精度要求高，但实际上却很难满足。解决这一问题的方法，是将测温元件安装在塔顶以下或塔底以上几块塔板的灵敏板上，以灵敏板的温度作为被控变量。所谓灵敏板，是指在受到干扰时，当达到新的稳定状态后，温度变化量最大的那块塔板。由于灵敏板上的温度，在受到干扰后变化比较大，因此，对温度检测装置灵敏度的要求不必很高。同时，也有利于提高控制精

35、度。,8.3 精馏过程设备的控制,8.3.3.3精馏塔的温差控制及双温差控制 在精密精馏时，产品纯度要求很高，而且塔顶、塔底产品的沸点差又不大时，应当采用温差控制，以进一步提高产品的质量。采用温差作为衡量质量指标的间接变量，是为了消除塔压波动对产品质量的影响，因为系统中压力总是会有些微小的波动，因而引起成分变化，这对一般产品纯度不太高的精馏塔是可以忽略不计的。但如果是精密精馏，微小的压力波动亦足以影响质量，这时就不能再忽略压力的影响了。精密精馏时，用温度作为被控变量就不能很好地代表产品的成分。温度的变化可能是成分和压力两个变量都变化的结果，只有当压力完全恒定时，温度与成分之间才具有单值对应的关

36、系。为了解决这个问题，可以在塔顶（或塔底）附近的一块塔板上检测出该板温度，再在灵敏板上也检测出温度，由于压力波动对每块塔板的温度影响是基本相同的，只要将上述检测到的两个温度值相减，压力的影响就消除了，这就是采用温差来衡量质量指标的原因。,8.3 精馏过程设备的控制,图8-25 T-x曲线,值得注意的是，温差与产品纯度之间并非单值关系。图8-25是正丁烷和异丁烷分离塔的温差T和塔底产品轻组分浓度x之间关系的示意图。由图可见，曲线有最高点，其左侧表示塔底产品浓度较高（即轻组分浓度x较小）情况下，温差随着产品纯度的增加而减小；其右侧表示在塔底产品不很纯的情况下，温差随产品浓度的降低而减小。为了使控制

37、系统能正常工作，温差与产品纯度应该具有单值对应关系。为此，一般将工作点选择在曲线的左侧，并采取措施使工作点不至进入曲线的右侧。,8.3 精馏过程设备的控制,图8-25 T-x曲线,为了使控制器的正常工作范围在曲线最高点的左侧，在使用温度控制时，控制器的给定值不能太大，干扰量（尤其是加热蒸汽量的波动）不能太大，以防止工作状态变到图8-25中曲线最高点的右侧，致使控制器无法正常工作。温差控制可以克服由于塔压波动对塔顶（或塔底）产品质量的影响，但是它还存在一个问题:就是当负荷变化时，塔板的压降产生变化，随着负荷递增，由于两块塔板的压力变化值不同，所以由压降引起的温差也将增大。温差和组分之间就不呈单值

38、对应关系，在这种情况下可以采用双温差控制。,8.3 精馏过程设备的控制,双温差控制亦称温差值控制。由图可知，所谓双温差控制就是分别在精馏段及提馏段上选取温差信号，然后将两个温差信号相减，作为控制器的测量信号（即控制系统的被控变量）。从工艺角度来理解选取双温差的理由是因为由压降引起的温差，不仅出现在顶部，也出现在底部，这种因负荷引起的温差，在作相减后就可相互抵消。双温差法是一种控制精馏塔进料板附近的组成分布，使得产品质量合格的办法。它以保证工艺上最好的温度分布曲线为出发点，来代替单纯地控制塔的一端温度（或温差）。,图8-26 双温差控制方案,8.3 精馏过程设备的控制,8.3.3.4 按产品成分

39、或物性的直接控制方案 以上介绍的温度、温差或双温差控制都是间接控制产品质量的方法。如果能利用成分分析器，例如红外分析器、色谱仪、密度计和闪点以及初馏点分析器等，分析出塔顶（或塔底）的产品成分并作为被控变量，用回流量（或再沸器加热量）作为控制手段组成成分控制系统，就可实现按产品成分的直接指标控制。与温度的情况类似，当分离的产品较纯时，在邻近顶、底的各板间，成分差已经很小了，而且每块板上的成分在受到干扰后变化也小了，这就对检测成分仪表的灵敏度要求很高。但是目前来讲，成分分析器一般精度较低，控制效果往往不够满意，这时可选择灵敏板上的成分作为被控变量进行控制。按产品成分的直接指标控制方案按理来说，是最

40、直接最有效的。但是一般来说，由于目前测量产品成分的检测仪表，准确度较差、滞后时间很长、维护比较复杂，致使控制系统的控制质量受到很大影响，因此目前这种方案使用还不普遍。,8.4 化学反应过程设备的控制,化学反应器是化工生产中重要的设备之一，反应器控制的好坏直接关系到生产的产量和质量指标。由于反应器在结构、物料流程、反应机理和传热情况等方面的差异，自控的难易程度相差很大，自控的方案也千差万别。下面只对反应器的控制要求及几种常见的反应器控制方案作一简单介绍。,8.4 化学反应过程设备的控制,8.4.1 化学反应器的控制要求（1）质量指标 化学反应器的质量指标一般指反应的转化率或反应生成物的规定浓度。

41、显然，转化率应当是被控变量。如果转化率不能直接测量，就只能选取几个与它有关的参数，经过运算去间接控制转化率。对于绝热反应器来说，当进料浓度一定时，转化率与温差成正比，转化率越高，反应生成的热量也越多，物料出口的浓度亦越高。以温差作为被控变量，可以来间接控制转化率的高低。化学反应过程总伴随着有热效应。所以，温度是最能够表征质量的间接控制指标。目前成分仪表尚属薄弱环节的条件下，通常是采用温度为质量的间接控制指标构成各种控制系统，必要时再辅以压力和流量等控制系统。以温度、压力等工艺变量作为间接控制指标，当有干扰作用时，转化率和反应生成物组分等仍会受到影响。在有些反应中，温度、压力等工艺变量与生成物组

42、分间不完全是单值对应关系，需要不断地根据工况变化去改变温度控制系统的给定值。,8.4 化学反应过程设备的控制,（2）物料平衡 为使反应正常，转化率高，要求维持进入反应器的各种物料量恒定，配比符合要求。为此，在进入反应箱前，往往采用流量定值控制或比值控制。另外，在有一部分物料循环的反应系统中。为保持原料的浓度和物料平衡，需另设辅助控制系统。如氨合成过程中的惰性气体自动排放系统。（3）约束条件 对于反应器，要防止工艺变量进入危险区域或不正常工况。例如，在不少催化接触反应中，温度过高或进料中某些杂质含量过高，将损坏催化剂；在流化床反应器中，流体速度过高，会将固相吹走，而流速过低，又会让固相沉降等。为

43、此，应当配备一些报警、连锁装置或设置取代控制系统。,8.4 化学反应过程设备的控制,8.4.2 釜式反应器的温度自动控制 釜式反应器在化学工业中应用十分普遍，除广泛用作聚合反应外，在有机染料、农药等行业中还经常采用釜式反应器来进行碳化、硝化、卤化等反应。反应温度的测量与控制是实现釜式反应器最佳操作的关键问题，下面主要针对温度控制进行探讨。,图8-27 改变进料温度控制釜温,（1）控制进料温度 图8-27是这类方案的示意图。物料经过预热器（或冷却器）进入反应釜。通过改变进入预热器（或冷却器）的热剂量（或冷剂量），可以改变进入反应釜的物料温度，从而达到维持釜内温度恒定的目的。,8.4 化学反应过程

44、设备的控制,图8-28 改变加热剂或冷却剂流量控制釜温,（2）改变传热量 由于大多数反应釜均有传热面，以引入或移去反应热，所以用改变引入传热量多少的方法就能实现温度控制。图8-28为一带夹套的反应釜。当釜内温度改变时，可用改变加热剂（或冷却剂）流量的方法来控制釜内温度。这种方案的结构比较简单，使用仪表少，但由于反应釜容量大，温度滞后严重，特别是当反应釜用来聚合反应时，釜内物料粘度大，热传递较差，混合又不易均匀，就很难使温度控制达到严格的要求。,（3）串级控制 为了针对反应釜滞后较大的特点，可采用串级控制方案。根据进入反应釜的主要干扰的不同情况，可以采用釜温与热剂（或冷剂）流量串级控制（见图8-

45、29，釜温控制器TC的输出作为冷剂流量控制器的设定值）、釜温与夹套温度串级控制（见图8-30，釜温控制器TC的输出作为夹套内冷剂温度控制器的设定值）及釜温与釜压串级控制（由于釜压往往与反应速率相关，能够影响反应温度，因此也将釜压作为中间变量，见图8-31，釜温控制器TC的输出作为釜压控制器的设定值）等。,图8-31 釜温与釜压串级控制系统示意图,图8-30 釜温与夹套温度串级控制示意图,图8-29 釜温与冷剂流量串级控制示意图,8.4 化学反应过程设备的控制,8.4.3固定床反应器的自动控制 固定床反应器是指催化剂床层固定于设备中不动的反应器，流体原料在催化剂作用下进行化学反应以生成所需反应物

46、。固定床反应器的温度控制十分重要。任何一个化学反应都有自己的最适宜温度。最适宜温度综合考虑了化学反应速率、化学平衡和催化剂活性等因素。最适宜温度通常是转化率的函数。温度控制首要的是要正确选择敏点位置，把感温原件安装在敏点处，以便及时反应整个催化剂床层温度的变化。多段的催化剂床层往往要求分段进行温度控制，这样可使操作更趋合理。常见的温度控制方案有：（1）改变物料浓度；（2）改变进料温度；（3）改变段间进入的冷气量,8.4 化学反应过程设备的控制,图8-32 改变进料浓度控制反应器温度,（1）改变物料浓度 对放热反应来说，原料浓度越高，化学反应放热量越大，反应后温度也越高。图8-32是通过改变进料

47、浓度以保证反应温度恒定的一个实例，改变氨和空气比值就相当于改变进料的氨浓度。温度控制器TC的输出是氨:空气比值，当反应器温度低于设定值时，TC输出的比值增加，比值控制器相应开大氨气阀。反之，当反应器温度高于设定值时，TC输出的比值降低，比值控制器相应关小氨气阀。,8.4 化学反应过程设备的控制,（2）改变进料温度 改变进料温度，整个床层温度就会变化，这是由于进入反应器的总热量伴随进料温度变化而改变的缘故。若原料进反应器前需预热，可通过改变进入反应器的载热体流量，以控制反应床上的温度，如图8-33所示，也有按图8-34所示方案用改变旁路流量大小来控制床层温度的。,图8-33 用载热体流量控制温度

48、,图8-34 用旁路控制温度,（3）改变段间进入的冷气量 在多段反应器中，可将部分冷的原料气不经预热直接进入段间，与上一段反应后的热气体混合，从而降低了下一段入口气体的温度。图8-35所示为硫酸生产中用SO2氧化成SO3的固定床反应器温度控制方案。这种控制方案由于冷的那一部分原料气少经过一段催化剂层，所以原料气总的转化率有所降低。另外有一种情况，如在合成氨生产工艺中，当用水蒸气与一氧化碳变换成氢气（CO+H2OCO2+H2）时，为了使反应完全，进入变换炉的水蒸气往往是过量很多的，这时段间冷气采用水蒸气则不会降低一氧化碳的转化率，图8-36所示为这种方案的原理图。,图8-36 用改变段间蒸汽量控

49、制温度,图8-35 用改变段间冷气量控制温度,8.4 化学反应过程设备的控制,8.4.4 流化床反应器的自动控制 流化床反应器底部装有多孔筛板，催化剂呈粉末状，放在筛板上，当从底部进入的原料气流速达到一定值时，催化剂开始上升呈沸腾状，这种现象称为固体流态化。催化剂沸腾后，由于搅动剧烈，因而传质、传热和反应强度都高，并且有利于连续化和自动化生产。为了自动控制流化床的温度，可以通过改变原料入口温度（如图8-37所示），也可以通过改变进入流化床的冷剂流量（如图8-38所示），以控制流化床反应器内的温度。,8.4 化学反应过程设备的控制,图8-38 改变冷剂流量控制温度,图8-37 改变入口温度控制反

50、应器温度,8.4 化学反应过程设备的控制,在流化床反应器内，为了了解催化剂的沸腾状态，常设置差压指示系统，如图8-39所示。在正常情况下，差压不能太小或太大，以防止催化剂下沉或冲泡的现象。当发生冲泡现象时，差压计示值会变小；当反应器中有结块、结焦和堵塞现象时，也可以通过差压仪表显示出来，此时示值会变大。,图8-39 流化床差压指示系统,8.5 汽包液位的控制,汽包是汽化冷却系统中的核心设备，其液位是保证加热炉安全生产的关键。汽包的液位高于正常值会减小汽包的蒸汽空间，使得蒸汽在汽包蒸汽空间内的流速增加。蒸汽在汽包内停留的时间变短，使其携带的水滴来不及从蒸汽中分离出来，影响蒸汽品质。液位低于正常值