精馏塔自动控制

精馏塔自动控制（精选8篇）

精馏塔自动控制 第1篇

在工业生产中, 一般都是利用混合物中的各组分挥发程度来将混合物中的不同组分进行分离, 从而使混合物的纯度达到规定的要求。使用精馏塔的目的就是实现混合物中各组分的分离, 根据不同组分的不同挥发程度, 对于比较轻的组分, 其挥发程度较好, 就会将其从液相中转移到气相中, 而比较重的组分就会从气相中转移到液相中, 这样就能够通过精馏塔来实现分离的目的, 使纯度满足要求。精馏塔主要是由精馏段和提馏段这两部分构成, 其中进料口以上的部分为精馏段, 以下的部分则为提馏段, 其中塔内含有很多层塔板, 在每层塔板上都有液层, 回流液经溢出管一级一级流到塔板后, 蒸汽从底部开始向上升, 然后会和塔板上的液体进行接触, 这样就会发生蒸汽冷凝和液体汽化的现象, 而且同时发生已经挥发的组分会不断汽化, 从液相直接转入气相, 而很难发挥的组分会冷凝, 从气相直接转入液相。在整个塔内, 塔内组分的浓度从下往上各不相同, 最下面的是浓度最低的, 然后逐渐升高, 塔顶的浓度最重。为了更好获得工业生产所需的成分, 有必要科学合理控制塔内的温度和压力, 而在精馏塔的控制过程中有很多复杂的操纵变量, 扰动因素也比较多, 因此为了减少控制和操作难度, 可以通过蒸馏塔自动控制系统设计和应用来实现温度和压力的自动控制, 从而节约一定的人力, 而且操作相对简便。

2 精馏塔的控制要求

2.1 质量指标

在精馏塔控制过程中, 为了更好地实现混合物分离的纯度, 最重要的一项控制要求就是满足规定的质量指标。一般的操作中, 要保证在精馏塔的塔底或者塔顶最少有一种组分的纯度要符合质量指标要求, 而且其他的组分也不能超过规定的范围, 为了更好地实现这一目的, 应当严格控制塔底和塔顶产品的纯度, 并将其作为被控变量, 但是由于在实际操作中很难实时检测塔顶产品的纯度, 因此很多时候都是通过精馏塔内的温度和压力来了解产品的纯度情况。

2.2 确保平稳操作

为了使精馏塔更好地发挥作用, 有必要确保精馏塔的平稳操作, 这就要求在进塔之前努力克服主要的扰动因素, 要控制好进料量的温度、加热剂和冷却剂的压力控制以及进料量的均匀等情况, 运作完成以后要保证进出物料的平衡性, 也就是出料量和进料量要保持平衡, 并且出料速度应当适当减慢, 从而实现塔的平稳操作。与此同时, 要注意保证塔内的压力稳定, 从而实现精馏塔的平稳操作。

2.3 规定变量的约束条件

在精馏塔的工作中, 经常会受到某些变量的影响, 因此应当规定其约束条件来实现塔的平稳操作。例如, 要限制塔内的气体流速, 不能过高也不能过低, 如果气体流速过高, 就会很容易产生液泛, 反之会使塔板的效率不断降低。另外, 还要限制沸器的加热温差, 将温差控制在临界值的限制之内, 否则就会影响精馏塔的工作质量。

3 精馏塔的提馏段和精馏段温度控制

3.1 精馏塔的提馏段温度控制

为了更好地实现精馏段的温度控制, 将提馏段的温度可以作为衡量质量指标的间接变量, 该变量也是被控变量, 然后再确定操纵变量, 操作变量为沸器的加热蒸汽汽量, 通过共同控制被控变量和操纵变量, 加上塔釜的液位控制回路、回流罐的液位控制回路、塔顶压力控制回路、回流量控制回路以及进料量控制回路等辅助控制回路共同发挥作用, 有利于实现温度的科学合理控制,

3.2 精馏塔的精馏段温度控制

在精馏塔的精馏段对温度进行控制, 同样将其作为衡量质量指标的简介变量, 这样能够有效改变回流量, 该变量也是被控变量, 而回流量则为操纵变量, 通过其主要控制系统以及对进料量、塔底、塔压和塔顶馏出液的控制, 能够实现精馏段温度的合理有效控制。但是对精馏塔精馏段的温度控制与提馏段的控制不同, 需要定制控制沸器加热器蒸汽流量, 而且要保证蒸汽量的充足供应, 这样才能使塔顶的产品达到规定的指标。

4 结语

综上所述, 随着科学技术的快速发展, 今后在精馏塔的控制中会广泛应用集散控制系统, 而且这项技术也会日渐成熟。通过自动控制系统有利于实现精馏塔装备的科学合理控制, 更好实现径流过程中的节能和最优控制, 使产品成分纯度达到要求, 实现企业经济效益的不断提高。

摘要：作为医疗行业和石油化工行业中比较常见的装备, 精馏塔发挥着非常重要的作用, 属于单元生产过程。由于存在错综复杂的变量, 因此需要设计自动控制系统来实现该装备的科学合理控制。本文主要对精馏塔自动控制系统的设计和应用进行了研究, 根据其工艺和生产过程中的主要扰动变量来提出科学合理的温度控制方案, 主要从精馏塔的结构、精馏塔的控制要求以及精馏塔的提馏段和精馏段温度控制这三个方面进行了具体的阐述。

关键词：精馏塔,提馏段,精馏段,温度控制

参考文献

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精馏塔的概论 第2篇

精馏塔种是进行精馏的一种塔式汽液接触装置，又称为蒸馏塔。有板式塔与填料塔两种主要类型。根据操作方式又可分为连续精馏塔与间歇精馏塔。精馏的基本原理是将液体混合物部分气化，利用其中各组份挥发度不同的特性，实现分离目的的单元操作。蒸馏按照其操作方法可分为：简单蒸馏、闪蒸、精馏和特殊精馏等。本节以两组分的混合物系为研究对象，在分析简单蒸馏的基础上，通过比较和引申，讲解精馏的操作原理及其实现的方法，从而理解和掌握精馏与简单蒸馏的区别（包括：原理、操作、结果等方面）。精馏塔分为筛板塔和填料塔两大类。填料塔又分为散堆填料和规整填料两种。筛板塔虽然结构较简单，适应性强，宜于放大，在空分设备中被广泛采用。但是，随着气液传热、传质技术的发展，对高效规整填料的研究，一些效率高、压降小、持液量小的规整填料的开发，在近十多年内，有逐步替代筛板塔的趋势。规整填料由厚约0.22mm的金属波纹板组成，一块块排列起来的金属波纹板，低温液体在每一片填料表面上都形成一层液膜，与上升的蒸气相接触，进行传热传质。规整填料的金属比表面积约是填料为筛板的30倍，液氧持留量仅为筛板的35%～40%。而且，因为精馏塔截面积比筛板塔小1/3，填料垂直排列，不存在水平方向浓度梯度的问题，只要液体分布均匀，精馏效率较高，压力降较小，气体穿过填料液膜的压差比穿过筛板液层的压差要小得多，约只有50Pa。上塔底部压力的下降，必然可导致下塔压力降低，进而主空压机的出口压力相应降低，使整套空分的能耗降低。同时，规整填料液体的滞留量小，因此，对负荷变化的应变能力较强。

2.塔设备在化工生产中的作用和地位

塔设备是化工、石油化工和炼油等生产中最重要的的设备之一。它可使气（或汽）液或液液两相之间进行紧密接触，达到相际传质及传热的目的。可在塔设备中完成的常见的单元操作有：精馏、吸收、解吸和萃取等。此外，工业气体的冷却与回收、气体的湿法净制和干燥，以及兼有气液两相传质和传热的增湿、减湿等。

在化工厂、石油化工厂、炼油厂等中，塔设备的性能对于整个装置的产品产量、质量、生产能力和消耗定额，以及三废处理和环境保护等各个方面，都有重大的影响。据有关资料报道，塔设备的投资费用占整个工艺设备投资费用的较大比例；它所耗用的钢材重量在各类工艺设备中也属较多。因此，塔设备的设计和研究，受到化工、炼油等行业的极大重视。

3.塔设备的一般构造

在板式塔中，塔内装有一定数量的塔盘，气体以鼓泡或喷射的形式穿过塔盘上的液层使两相密切接触，进行传质。两相的组分浓度沿塔高呈阶梯式变化。在填料塔中，塔内装填一定段数和一定高度的填料层，液体沿填料表面呈膜状向下流动，作为连续相的气体自下而上流动，与液体逆流传质。两相的组分浓度沿塔高呈连续变化。

人们又按板式塔的塔盘结构和填料塔所用的填料，细分为多种塔型。装有机械运动构件的塔，也就是有补充能量的塔，常被用来进行萃取操作，液有用于吸收、除尘等操作的，其中以脉动塔和转盘塔用得较多。塔设备的构件，除了种类繁多的各种内件外，其余构件则是大致相同的。

3.1塔体

塔体是塔设备的外壳。常见的塔体是由等直径、等壁厚的圆筒和作为头盖和低盖的椭圆形封头所组成。随着化工装置的大型化，渐有采用不等直径、不等壁厚的塔体。塔体除满足工艺条件（如温度、压力、塔径和塔高等）下的强度、刚度外，还应考虑风力、地震、偏心载荷所引起的强度、刚度问题，以及吊装、运输、检验、开停工等的影响。对于板式塔来说，塔体的不垂直度和弯曲度，将直接影响塔盘的水平度（这指标对板式塔效率的影响是非常明显的），为此，在塔体的设计、制造、检验、运输和吊装等各个环节中，都应严格保证达到有关要求，不使其超差。

3.2塔体支座

塔体支座是塔体安放到基础上的连接部分。它必须保证塔体坐落在确定的位置上进行正常的操作。为此，它应当具有足够的强度和刚度，能承受各种操作情况下的全塔重量，以及风力、地震等引起的载荷。最常用的塔体支座是裙式支座（简称为“裙座”）。

3.3除沫器

除沫器用于捕集夹带在气流中的液滴。使用高效的除沫器，对于回收贵重物料、提高分离效率、改善塔后设备的操作状况，以及减少对环境的污染等，都是非常必要的。

3.4接管

塔设备的接管是用以连接工艺管路，把塔设备与相关设备连成系统。按接管的用途，分为进液管、出液管、进气管、出气管、回流管、侧线抽出管和仪表接管等。

3.5人孔和手孔

人孔和手孔一般都是为了安装、检修检查和装填填料的需要而设置的。在板式塔和填料塔中，各有不同的设置要求。

3.6吊耳

塔设备的运输和安装，特别是在设备大型化后，往往是工厂基建工地上一项举足轻重的任务。为起吊方便，可在塔设备上焊以吊耳。

3.7吊柱

在塔顶设置吊柱是为了在安装和检修时，方便塔内件的运送。

4.对塔设备的要求

作为主要用于传质过程的塔设备，首先必须使气（汽）液两相能充分接触，以获得较高的传质效率。此外，为了满足工业生产的需要，塔设备还得考虑下列各项要求。主要包括生产能力大。在较大的气（汽）液流速下，仍不致发生大量的雾沫夹带、拦液或液泛等破坏正常操作的现象。

操作稳定、弹性大。当塔设备的气（汽）液复合量有较大的波动时，仍能在较高的传质效率下进行稳定的操作。并且塔设备应保证能长期连续操作。流体流动的阻力小，即流体通过塔设备的压力降小。这将大大节省生产中的动力消耗，以降低经常操作费用。对于减压蒸馏操作，较大的压力降还将使系统无法维持必要的真空度。

结构简单、材料耗用量小、制造和安装容易。这可以减少基建过程中的投资费用。耐腐蚀和不易堵塞，方便操作、调节和检修。

事实上，对于现有的任何一种塔型，都不可能完全满足上述的所有要求，仅是在某些方面具有独到之处。人们对于高效率、生产能力大、稳定操作和低压力降的追求，推动着塔设备新结构型式的不断出现和发展。

5.塔设备的用材

塔设备与其他化工设备一样，置于室外、无框架的自支承式塔体，绝大多数是采用钢材制造的。这是因为钢材具有足够的强度和塑性，制造性能较好，设计制造的经验也较成熟。特别是在大型的塔设备中，钢材更具有无法比拟的优点，因而被广泛地采用。为此，有些场合为了满足腐蚀性介质或低温等特殊要求，采用有色金属材料（如钛、铝、铜、银等）或非金属耐腐蚀材料，也有为了减少有色金属的耗用量而采用渗铝、镀银等措施，或采用钢壳衬砌、衬涂非金属材料的。用这类材料制成的塔设备，塔径一般都不大，当尺寸稍大时，就得在塔外用钢架结构加强。此外，这些材料在制造、运输、安装等方面都各有特点，在设计时还应参阅其他有关资料，认真加以考虑。可供制作塔设备内件的材料，比之塔体用材，选择余地更大了。板式塔中的塔盘，以及浮阀、泡罩一类气液接触元件，由于结构较为复杂，加之安装工艺和使用方面的要求（如浮阀应能自由浮动），所以仍是以钢材为主，其他材料（如陶瓷、铸铁等）为辅。填料的用材，往往只考虑制造成型方面的性能，所以可用多种材料制成同一型式和外形尺寸的填料，以满足不同场合需要。如拉西环最初是用瓷做的，以后又出现用钢、石墨或硬聚氯乙烯塑料等制造；鲍尔环也有用钢、铝或聚丙烯塑料等制造；至于高效的丝网填料，则除了用各种金属丝网外，还可将尼龙、塑料等编织成网，进而制得。

两塔精馏精甲醇产品酸度的控制 第3篇

1精甲醇产品酸度偏高的原因分析

1.1催化剂运行后期粗甲醇中酸性物质增加

在甲醇合成过程中,合成气中未反应完的CO2溶解于粗甲醇中。若甲醇合成反应控制不当,粗甲醇中CO2含量将偏高,水解后对粗甲醇的酸度影响很大。当合成气中的水含量大时,易生成甲酸和乙酸。反应方程式为:

甲酸生成反应

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乙酸主要由下列反应生成

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在预精馏塔、主精馏塔的高温环境中,粗甲醇中甲酸甲酯、乙酸乙酯等组分在NaOH参与条件下会发生水解,生成甲酸和乙酸,从而使预精馏塔后的粗甲醇组分变化,尤其在催化剂运行的后期,如果合成塔反应温度、压力、H/C控制不当,副反应增加,精甲醇的酸值就会受到影响。

1.2精馏系统调整对酸值的影响

在精馏系统中,CO2、甲酸、乙酸等酸性物质在预精馏塔中(4119-C2塔)未能被彻底脱除。预精馏塔脱除轻组分等杂质的效果与预精馏塔精馏效果、碱的加入量、合成粗甲醇产品品质、预精馏塔塔顶轻组分组成等因素有关。若预精馏塔不凝气温度控制偏低,使得大量轻组分气体被冷凝带入主精馏塔,也会导致精甲醇酸度偏高。

1.3精甲醇储罐酸值低于采出点酸值的原因分析

该装置自开车以来,精甲醇储罐酸值一等品率达100%,优等品率53%左右,但精甲醇采出点酸值偏高,随着静置时间的增加,甲醇储罐酸度逐渐下降。分析认为,造成甲醇产品酸度偏高的原因是易挥发的酸性气体(如CO2)未被脱除干净。随着甲醇产品在储罐中放置时间的增加,这些酸性气体逐渐挥发,使得酸度下降。见图1、2。

2针对精甲醇酸度偏高的优化措施

2.1甲醇合成反应的控制

2.1.1 提高合成塔反应温度

自4月27日开始,逐渐提高合成塔反应温度,见图3,运行24 h后,观察精甲醇采出点酸值的变化。酸值整体有下降趋势,但不明显,见图4。若继续提温,将直接影响催化剂的使用寿命。

2.1.2 提高配氢量,抑制副反应

自5月1日开始,提高循环气的氢气含量,提高后酸值整体下降较明显,见表1。通过反复实践,将入塔气氢含量控制在58%～63%之间,粗甲醇水含量下降,精甲醇采出点酸值相对较低,均达到合格品要求。

2.2甲醇精馏系统的控制

2.2.1 预精馏塔参数的优化

在两塔精馏流程中,预精馏塔的主要作用是脱除二甲醚、甲醛、甲酸甲酯等轻组分。这些低沸点物质在预精馏塔中以气液两相共存,并且有些物质极易溶于水,与水形成较稳定的酸性溶液;有些物质溶于水后会发生水解,如甲酸甲酯、乙酸乙酯,溶于水后生成甲酸、乙酸。因此,不凝气温度的高低,决定着轻组分脱除的效果,继而影响到主精馏塔精甲醇的酸度。在原始设计中,不凝气的温度设计值为不超过38 ℃,实际上在此温度下,有些酸性物质难以脱除干净。如果不凝气温度过高,则粗甲醇的物料损失较大,且排出的不凝气易造成大气或环境污染。根据本次调整的经验,预精馏塔不凝气温度控制在40 ℃左右。提高预精馏塔回流温度和塔釜的温度,精甲醇采出点酸值下降明显(表2),但温度过高会浪费部分甲醇,同时水封槽易满液,造成安全环保事件。为保证产品的酸度,将预塔回流槽温度控制在59～62 ℃之间,塔釜温度控制在77～79 ℃之间。

2.2.2 调整预精馏塔碱的加入量

粗甲醇中含有一些酸性物质。在精馏系统,这些酸性物质不仅会腐蚀塔的内件,降低塔的使用寿命,而且易造成精甲醇的酸度超标。为了避免酸性物质腐蚀精馏塔内件和降低精甲醇的酸度,需加入质量分数为1%～3%的稀烧碱溶液,所发生的中和反应主要为:

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碱液的加入量由预精馏塔底部的pH值来决定,pH值一般控制在7～9。为使预精馏塔后甲醇呈弱碱性,pH值严格控制在8。pH值过高,会导致精馏后的精甲醇产品碱度超标,增加产品损失;pH值过低,会导致产品的酸度超标。通过反复实践,碱的加入量控制在0.05～0.07 m3/h,有利于对甲醇酸值的控制。碱的加入量与酸度的关系见表3。

2.2.3 严格控制好主精馏塔的操作

甲酸的沸点为100.5 ℃(1.013×105 Pa下),乙酸的沸点为118 ℃(1.013×105 Pa下),都属于重组分,且不与甲醇形成共沸(但和水会形成共沸)。所以,在正常的压力、温度和回流比的条件下,是可以把甲酸和乙酸分离出来的。如果主精馏塔温度控制过高,塔顶压力高,回流比过小,不但会破坏塔的平衡,而且重组分被蒸馏,导致重组分上移,不仅精甲醇中的水含量会超标,也会造成酸度超标。主精馏塔回流槽温度设定过低,使得部分在预塔中未脱除干净的轻组分被再次冷凝,也将影响精甲醇的酸度。通过实践,主精馏塔回流槽温度控制在60 ℃,有利于整个主精馏塔平衡和酸度的控制。主塔回流量与酸值的关系见图5。

3结论

在优化控制和精心操作下,精甲醇的酸度得到控制,精甲醇优等品率连续控制在90%以上。通过实践,总结出以下几点结论。

(1)预精馏塔碱的加入量、塔釜温度、不凝气温度、回流槽温度等参数直接影响甲醇产品的酸度,在生产中应进行优化。

(2)控制主精馏塔的回流比与压力,防止主精馏塔出现负压,降低甲醇合成各类副反应和减少水的生成,降低粗甲醇闪蒸槽压力,是控制甲醇产品酸度的有效手段。

精馏塔自动控制 第4篇

在某煤化工项目生产中, 利用焦炉气生产甲醇, 其甲醇精馏工段采用国内先进的节能型三塔精馏加回收塔装置。笔者设计了该项目中甲醇精馏工段加压塔的控制方案, 并给出相关仪表的选型及其安装中的注意事项。

1 工艺流程①

在甲醇精馏工艺流程中 (图1) , 包含有预塔、加压塔、常压塔及回收塔等大型设备。预塔用来除去粗甲醇中的溶解气 (如CO2、CO及H2等) 及低沸点组分 (如二甲醚和甲酸甲酯) 。加压塔和常压塔用于除去水和高沸点介质 (如乙醇和高级醇) , 同时获得高纯度的优质甲醇产品。另外, 为减少废水排放, 工艺中增设了甲醇回收塔, 用来进一步回收甲醇, 减少废水中的甲醇含量。

2 控制方案

在整个甲醇精馏单元中, 加压塔和常压塔是用来去除水及乙醇等高沸点组分不生产精甲醇的, 其中常压塔塔底介质通过加压塔塔顶甲醇蒸气来加热, 加压塔是常压塔的动力来源[4]。因此加压塔的稳定控制是整个精馏装置稳定运行的关键。笔者针对加压塔的控制设计了如图2所示的控制方案[5], 加压塔压力与冷凝器液位控制采用单回路控制方案, 加压塔塔釜温度控制采用温度与蒸气流量的串级控制方案, 加压塔塔釜液位控制采用液位与采出流量的串级均匀控制方案。串级均匀控制的目的是保证加压塔塔釜采出量 (即进常压塔进料) 稳定, 塔釜液位在允许范围内缓慢变化。

3 仪表选型

在整个甲醇精馏单元的仪表设计中, 涉及温度、压力、流量、液位及控制阀等仪表的选型。

3.1 温度仪表

温度测量元件采用外套管保护, 外套管的材质不低于管道或设备材质, 管道上的温度计插入深度2~5″ (1寸=33.3mm) 。设备上的插入深度一般在300~350mm, 但需考虑特殊情况, 如设备内是否有阻挡件等。塔盘间的套管插入深度需考虑塔内件与套管的冲突。

3.2 压力仪表

在甲醇精馏单元中, 对于Na OH易结晶介质, 需选用隔膜压力表。压力微正压时, 需采用膜片压力表。泵出口压力选择耐振型压力表。常压塔和回收塔塔釜远传压力测量, 考虑介质易冻, 宜采用远传压力变送器。

3.3 流量仪表

甲醇精馏工段中所需的流量仪表包括:

a.节流装置。利用节流装置计算软件对不同的节流装置类型、取压方式和工艺条件, 进行开孔直径、β比及前/后直管段等计算, 也可通过开孔直径和工艺条件返算差压值。一般孔板节流孔径要满足d≥12.5mm、0.2≤β≤0.75。在实际选型中, 考虑压差和压损, 一般取0.5≤β≤0.7。标准孔板法兰取压时, 为保证法兰厚度, 方便开孔, 法兰的公称压力等级不低于5.0MPa。

b.德尔塔巴。德尔塔巴对直管段要求小, 因此被用于大口径流量的测量;同时其压损较小, 节能降耗, 在测量蒸气介质时使用较多。

c.远传转子流量计。小口径且不参与控制的流量测量采用远传转子流量计。选型时, 需通过样本中的公式将介质转换成标况下空气或水的流量, 再选用合适口径的流量计。

3.4 液位仪表

常规塔设备的液位测量一般选用差压式液位计。对液位小于1 500mm的设备选用浮筒液位计。碱液槽中为30%Na OH介质, 易结晶, 因此选用双法兰液位变送器。地下槽的液位测量, 考虑到地下可能积水, 仪表不易维护且易损坏, 因此采用顶装式液位仪表超声波物位计。

3.5 控制阀

根据工况和控制系统要求, 控制阀选择了单座阀、套筒阀及蝶阀等。首先进行Cv值的计算, 需要注意的是, 不同状态的介质, 其Cv值的计算公式不一样。针对液相流体, 不考虑闪蒸和气化工况, Cv值主要与密度、体积流量和进/出差压有关, 即, 其中G为介质与水的比重, Q为体积流量 (m3/h) , Δp为进/出口差压。

针对气相流体, Cv值主要与密度、介质温度、体积流量和进/出口压力有关。同时分为两种情况, 当时, , 其中p1为进口压力。针对蒸气, Cv值主要与质量流量、温度和进/出口压力有关, 同时分为两种情况, 具体为:当时, , 其中W为质量流量, K=1+ (0.001 3×过热温度℃) 。

阀开度的计算主要与可调比、选择的额定Cv值、计算Cv值和流量特性有关。阀门材质的选择原则是, 阀体材质不低于管道材质, 阀内件材质则根据介质和工艺条件选择合适的不锈钢。在出现闪蒸及汽化等工况时, 阀芯和阀座的材质需要考虑硬化处理或其他特殊处理。

4 仪表安装注意事项

安装压力仪表时, 对蒸气和温度大于60℃的介质, 需采用冷凝管;测量脉动压力时, 选用缓冲罐。测量液体或蒸气压力时, 变送器尽量低于取压点安装, 使测量管路内不易聚集气体。测量气体压力时, 变送器高于取压点安装, 以利于管道内冷凝液回流至工艺管道。在测量常压塔和回收塔塔顶的压力时, 考虑到塔顶微正压, 因此采用变送器短安装的形式。德尔塔巴差压变送器采用一体式和分体式安装, 介质温度较高时, 采用分体式, 防止烫坏变送器;其他介质时采用一体式安装。差压变送器高于或低于取压点的安装方案与压力变送器的安装方案一致。其他需要注意的是, 仪表到汇线桥架的电缆为铠装电缆, 采用断开式连接;保温箱的安装位置要尽量靠墙或柱安装, 避开通道。

5 结束语

针对某焦炉气制甲醇项目中的甲醇精馏工段, 设计其加压塔的控制方案, 并结合规范对该工段中的温度、压力、流量、液位及控制阀等仪表选型和安装进行说明。该项目投运后, 甲醇精馏工段的控制系统及其所属仪表仪表, 皆运行良好。

摘要：设计焦炉气制甲醇项目中甲醇精馏工段加压塔的复杂控制方案, 并结合工程经验与相关标准规范, 对相关仪表的选型和安装注意事项进行说明。

关键词：甲醇精馏,加压塔控制,复杂控制,仪表选型,安装事项

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精馏塔自动控制 第5篇

基础过程控制系统采用横河CS-3000, 安全控制系统采用西门子PCS7。为了便于操作和实时观测, 并考虑到实训安全性和环境温度, 实训装置的关键变量除在现场就地显示外, 在中控室工艺流程指示操作面板上也同时显示, 并用对应的粘贴位号标识。将场有的阀门改造成手操阀, 用户使用时可直接在现场操作, 能够获得完全真实的现场操作感良好的控制效果。

1 精馏塔工艺流程 (1)

利用半实物仿真精馏塔模拟常见的三元极性混合物系 (丙烯酸甲酯-甲醇-水) 的分离。三元混合物系进入进料缓冲罐, 由进料泵输送, 从精馏塔中部进入精馏塔, 甲醇、水和少量的丙烯酸甲酯从塔顶蒸出, 经塔顶冷凝器冷却进入塔顶冷凝罐, 静置分层后, 下层水相排至下游工序, 上层酯相作为回流从上部进入精馏塔内。丙烯酸甲酯从精馏塔底部流出, 一部分经再沸器返回塔内, 一部分作为产品送至产品罐[1]。

2 精馏塔综合控制方案

2.1 基础过程控制系统

基础过程控制系统 (图1) 采用横河CS-3000集散控制系统 (DCS) , 通过DCS系统对工艺过程进行集中控制、检测、记录和报警, 并且在DCS系统上设置网络接口。装置的主要操作参数均引入控制室, 由DCS系统进行实时控制, 完成数据采集、信息处理、过程控制及安全报警等系统功能, 对影响装置正常操作或产品质量的工艺参数在中央控制室内均设置超限报警。

2.2 安全控制系统

西门子PCS7安全控制系统通过对汽提塔仿真装置过程变量数据进行实时检测, 在捕获参数超限时, 及时发出声光报警信息, 并将报警信息及时传送给辅助操作台进行声光报警。同时, 在满足联锁动作触发条件时, 触发联锁动作 (表1) 。

在现场和控制室中设置声光报警系统, 在现场辅助操作台上进行大部分参数的声光报警, 同时在操作员监控系统进行闪烁报警。进料流量超低自动联锁、再沸器蒸汽流量超高自动联锁和紧急停车联锁均由具有安全完整性水平的安全仪表系统实现。

2.3 控制系统模块

分别统计基础过程控制系统和安全控制系统所需配置的I/O点数后, 即可选择输入/输出模块。CS-3000和PCS 7的主要模块选型见表2、3。

确定控制装置后, 根据工艺过程条件进行检测仪表、执行机构及输入/输出安全栅等选型, 随后针对现场仪表与控制室仪表的相互连接进行系统配置。

3 控制功能的实现

提馏段塔板温度控制、进料量控制、塔底液位控制、回流罐液位控制和回流量控制均使用CS-3000常规控制功能块图形化组态完成, 图2为进料量FIC1011控制回路的组态。

两个安全联锁和一个紧急停车联锁使用PCS7提供的顺序功能图实现, 图3为进料量低低联锁的SFC程序。

在CS-3000和PCS7上分别进行监控画面组态 (图4、5) , 用于常规监控和非正常工况监控。

4 控制效果测试

在CS-3000和PCS7上打开整个控制系统后, 先进行现场各环节的工艺操作。仪表控制由人工手动控制切换到自动控制, 将各个控制回路控制运行, 并分别整定控制器参数[2], 最后兼顾各控制回路, 避免相关。初始稳定工况时, 进料量FIC1011为3.49t/h, 调节阀开度50%, 图6为FIC1011的阶跃响应曲线, 控制效果表明, 本方案对于工艺需求的变化具有很好的鲁棒性, 在不同工况下均能达到较好的控制效果。

5 结束语

综合控制系统建成投运后, 逼真的工业生产环境、真实的操作感和被控对象变化的时间特性, 可用于自动化专业日常教学基本生产实习等环节, 解决了学生不易接触实际化工生产过程的难题, 具有广泛的使用基础。

摘要：设计改造后的半实物仿真精馏塔的基础过程控制系统和安全控制系统, 基础过程控制系统选用横河CS-3000, 安全控制系统选用西门子PCS7, 并完成系统配置。

关键词：精馏塔,半实物仿真,基础过程控制系统,安全控制系统,CS-3000,PCS7

参考文献

[1]孙洪程, 李大字.过程控制工程设计[M].北京:化学工业出版社, 2009.

精馏塔自动控制 第6篇

设计一个控制系统, 首先要对被控对象做全面的了解。除被控对象的动静态特性外, 还要对工艺过程, 设备等也需要比较深入的了解;在此基础上, 确定正确的控制方案, 包括合理地选择被控变量与操纵变量, 控制方案等。实现高精度控制。

1 评价精馏操作的主要指标

1.1 产品的纯度。

板式塔中的塔板数或填充塔中填料层高度, 以及料液加入的位置和回流比等, 对产品纯度均有一定影响。调节回流比是精馏塔操作中用来控制产品纯度的主要手段。

1.2 组分回收率。

这是产品中组分含量与料液中组分含量之比。

1.3 操作总费用。

主要包括再沸器的加热费用、冷凝器的冷却费用和精馏设备的折旧费, 操作时变动回流比, 直接影响前两项费用。精馏塔的操作情况必须从整个经济效益来衡量。在精馏操作中, 质量指标、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, 在优先保证质量指标的前提下, 应使产品产量尽量高一些, 能量消耗尽量低一些。

2 精馏塔的干扰因素特性

2.1 进料量的波动:

进料量的波动是难免的, 因为馏塔进料量是由上一道生产工序决定的。若要使进料量恒定, 可在上一道工序中设置均匀控制系统。

2.2 进料成分的变化:

进料组成成分的改变也会引起整个塔里面的物料平衡和工艺的变化, 导致塔顶产品的不合格。

2.3 温度变化对精馏的操作影响非常大, 物料的温度降低, 将增加塔底的热负荷, 降低塔顶的冷负荷。

进料温度的改变对精馏操作的影响就说明进料的状态发生了改变, 所以对温度的控制是影响精馏操作的重要因素之一。

2.4 操作过程中压力的改变, 将会使在不同的塔板上的气液成分发生改变, 压力的变化会影响气相中轻组分的浓度。

还有再沸器加热剂输入热量的变化;冷却剂在冷凝器内吸收热量的变化以及环境温度的变化等都会对塔的运行产生干扰。

精馏之所以能使液体混合物得到较完全的分离, 关键在于回流的应用。回流包括塔顶高浓度易挥发组分液体和塔底高浓度难挥发组分蒸气两者返回塔中。汽液回流形成了逆流接触的汽液两相, 从而在塔的两端分别得到相当纯净的单组分产品。塔顶回流入塔的液体量与塔顶产品量之比, 称为回流比, 它是精馏操作的一个重要控制参数, 它的变化影响精馏操作的分离效果。

3 被控变量的选择

精馏塔的控制目标是控制塔底和塔顶产品的组分浓度。指标的选取方法有直接质量指标和间接质量指标。直接质量指标就是直接以产品的组分浓度为被控变量。应该是最为理想的, 但实际应用中由于检测成分信号的成分分析仪表可靠性差、测量滞后大、价格昂贵等因素较少采用。所以通常采用以另一参数为被控制变量间接控制质量指标。但选择的这一参数必须与质量指标是单值函数关系。当塔顶气液两相共存时, 塔顶产品易挥发组分的浓度XD、温度TD和压力P之间是二元函数的关系, XD=f (TT, P) , 当温度TT或压力P为定值时, 另一物理量与是XD单值函数关系, 所以, 以温度TT或压力P为被控变量。实际精馏过程中, 要保持塔压P一定, 如果压力P波动, 则塔内气、液两相平衡关系就会遭到破坏, 使精馏塔不能工作在最佳工况, 影响整个塔的效率和经济性, 因此, 选择温度TT为被控变量是合理的。

4 操纵变量的选择

在控制系统中, 用来克服干扰对被控变量的影响, 实现控制作用的变量就是操纵变量。从工艺的合理性考虑, 应选择热载体流量作为操纵变量。因为, 被加热介质一般为生产过程中要使用的物料, 用它的变化来克服干扰因素的影响, 达到控制温度的目的, 势必会影响生产工艺过程中的负荷, 甚至影响正常的生产。而载热体是用来加热介质的, 它不直接影响生产所需物料量。

5 控制方案的选取

使分馏产品满足质量要求是精馏塔控制系统的最终目的。控制系统通过对生产过程工艺参数的检测和控制, 克服扰动对生产过程的影响, 保证安全、持续地进行。

精馏塔的温度控制根据温度检测点位置不同, 分三种情况:精馏段温度控制、提馏段温度控制和中温控制。精馏段的温度控制是为了保证塔顶产品的质量, 而将温度检测点放在离塔顶较近的塔板上;提馏段的温度控制, 将温度检测点放在离塔底较近的塔板上;中温控制, 就是把温度检测点放在加料板附近的塔板上, 这样可及时发现操作线左右移动的情况, 并可兼顾塔顶、塔底的组分变化。

实际上, 采用精馏段的温度控制和提馏段温度控制时, 由于塔顶或塔底附近的塔板相互之间的温差很小, 不能及时反映产品质量的变化, 所以一般将温度检测点放在精馏段或提馏段的灵敏板上。

5.1 精馏段控制方案:

当以塔顶采出液为主要产品时, 常以精馏段的温度作为衡量质量的间接指标, 这时可选精馏段某点温度作为被控制参数, 以回流量QL作为控制变量组成单回路控制系统, 也可以组成串级控制系统。串级控制系统虽然复杂, 但有较高的控制精度。

5.2 提馏段控制方案:

当以塔底液为主要产品时, 常采用提馏段的温度作为衡量质量的间接指标, 这时可选提馏段某点温度作为被控制参数, 以再沸器加热蒸气流量为控制变量。

实施上述温度控制时, 假设精馏塔的操作压力是一定的。在一般场合下, 塔压的微小变化对产品质量不会有太大的影响, 但在一些要求较高的精馏过程中, 塔压的微小变化将使产品组分浓度发生很大的波动。这种情况下, 应考虑采用具有压力补偿的温度控制系统。常用有方法有:温差控制、双温差控制和计算机控制。

通过以上分析可以看出, 进料量和进料成分扰动是精馏塔运行中的主要干扰, 一般是不可控的。其它干扰比较小, 可采用辅助控制系统加以克服。在具体设计控制系统时, 能对这些扰动因素加以控制, 对精馏过程的正常运行是极为有利的。

参考文献

[1]王毅, 张早校.过程装备控制技术及应用[M].北京:化学工业出版社.

精馏塔自动控制 第7篇

精馏是化工、炼油生产中应用极为广泛的传质过程, 也是消耗能源最多、要求最严又最难控制的单元操作。它具有较长死时延滞、相互关联的多变量系统, 动态特性分析复杂、困难, 难以进行变量配对, 约束条件复杂等特点[1]。如果对精馏塔控制的好, 不但能提高产品质量和回收率, 还有利于环境保护和节约能源。因而, 研究精馏塔的建模和控制问题有重要意义。

精馏塔是一个复杂的非线性系统, 一般的精馏塔具有几十甚至上百层塔板, 因而模型阶数较高, 不便于理论分析和实时计算, 因而要求建立能反映精馏塔全阶模型静态和动态特性的简化模型。本文采用了一种简便的模型降阶处理方法。该方法吸取了一般模态集结法保留原系统主要动态特性的优点, 克服了一般模态集结法需求原高阶系统特征值和特征向量而带来巨大工作量的缺点, 具有重要工程实际意义。考虑到精馏塔是一个典型的多输入、多输出的对象, 它的通道很多, 动态响应缓慢, 参数间相互关联, 所以为了达到解耦的目的, 本文采用PID神经网络对其进行解耦控制。

二、精馏过程的建模及降阶

2.1精馏过程的建模

精馏塔动态数学模型主要是从精馏塔的内在机理出发依据物料恒算、热量恒算、汽液平衡关系建立的[2]。

精馏塔的操作如图1所示。全塔共有176块塔板, 加料板是第124块 (自上而下) 塔板。进料为饱和液体, 流量为F (mol/s) , 易挥发组分的摩尔分率为XF。塔顶汽相经全部冷凝后进入回流罐。回流罐的蓄液量为MD (mol) , 易挥发组分的摩尔分率为XD, 回流罐的温度恰好为它的饱和温度, 回流液由泵送回至第一块塔板, 回流量为LR (mol/s) , 馏出液的流量为D (mol/s) 。再沸器的蓄液量为MB (mol) , 易挥发组分的摩尔分率为XB。

由物料恒算关系、各层塔板的相平衡常数、轻重组分的摩尔百分含量、蓄液量等, 可求得精馏塔的全阶模型 (以回流量LR和上升蒸汽量V作为控制变量, 塔顶丙烯、塔釜丙烷的含量为输出变量) 。精馏塔全阶模型的状态方程可由计算机编程求得。

2.2模型降阶

精馏塔全阶模型的阶跃响应为:

由于精馏塔全阶模型阶数较高, 所以需对精馏塔全阶模型进行集结降阶。所谓集结, 就是将系统的状态变量进行合并, 用数目较少的一组状态变量来描述系统的模型[3]。

它的基本思路是:设n阶定常线性状态方程

(1)

取集结变量

其中P∈Rr×n (r

得到降阶的r阶状态方程

可以看出, 只要选择适当的集结阵P, 就可以把n阶状态方程降为r阶。

设一n阶定常状态方程为:

其中X∈R n, U∈R m, A∈R n×n, B∈Rn×m。把状态变量X分成两部分X1和X2, 其中X1∈Rr, (r

其中:A1∈Rr×r, A12∈Rr× (n-r) , A21∈R (n-r) ×r, A2∈R (n-r) × (n-r) , B1∈Rr×m, B2∈R (n-r) ×m

它的目的就是要使原高阶系统从n阶降为r阶, 并用主状态量作为状态向量。

取集结阵

其中:

Ir为r×r单位阵, In-r为 (n-r) × (n-r) 单位阵, K为 (n-r) ×r阶矩阵, 待定

线性变换:

其中Y1∈Rr, Y2∈R (n-r) 。

把式 (9) 代入式 (7) 得

取K满足下列广义黎卡提 (Riccati) 方程

把式 (10) 展开得

设2Y所对应的系统特征值的绝对值较大, 则) 2Y (5很快趋于零, 于是由式 (13) 得:

把式 (14) 代入式 (12) , 并考虑到式 (10) 有

其中

式 (15) 就是原系统降阶后的模型。其中K由式 (11) 确定。

取K为小量, 则式 (11) 可简化为Lyapunov方程

采用上述集结法对精馏塔的全阶模型进行降阶, 在此过程中, 利用了MATLAB控制系统工具箱中的lyap命令, 来求解式 (16) , 得到K的矩阵, 并把它代入式 (15) , 所得的降阶模型为:

其阶跃响应为:

从全阶模型与集结法降阶模型的阶跃响应可以看出:采用集结法对全阶模型进行降阶, 无论是从过渡过程时间还是从增量的稳定值看, 都满足降阶要求, 所以在本次设计中, 采用集结法降阶所得的模型作为控制的对象。

三、基于PID-NN的解耦控制

PID-NN是将PID控制规律融进神经网络之中构成的, 实现了神经网络和PID控制规律的本质结合。PID-NN属于多层前向网络, 其隐含层是由比例、积分、微分3个单元组成, 是一种动态前向网络, 更适合于控制系统。PID-NN各层神经元的个数、连接方式、连接权值是按PID控制规律的基本原则和已有的经验确定的, 保证了系统的稳定和快速收敛[4-8]。

对于多变量强耦合时变系统, PID-NN可以通过在线学习, 根据对象参数发生变化时对系统输出性能的影响来调整连接权值, 改变网络中比例、积分和微分作用的强弱, 使系统具备较好的动态和静态性, 达到系统解耦控制的目的。

由图4可知, PID神经网络的输入层至隐含层是按子网独立的, 而其隐含层至输出层则是互相交叉连接的, 使整个网络结合为一体。其输入层分别输入n个给定值和n个被控量, 输出层作为控制器的输出, 完成解耦控制工作。

本文中, 因为用上升蒸汽量和回流量来控制塔顶和塔底产品的浓度, 所以PID-NN控制器即为4×6×2的结构。

PID-NN网络的解耦控制能力来自它的任意非线性映射特性。在进行训练和学习时, 它本身并不知道完成的任务是解耦或是控制, 它只是根据目标函数的要求, 完成包含被控对象在内的系统输入到系统输出的映射。因此, 在训练时, 根据系统的给定值和输出值, PID-NN就可以按学习算法逐步调整连接权, 使系统解耦控制性能达到最佳状态。

由第二节已知丙烯精馏过程的状态空间模型为:

转换为传递函数模型为:

将PID-NN用于精馏塔的解耦控制, 仿真结果如下图所示:

由仿真结果可以看出, PID-NN控制器可以对耦合的非线性多变量对象实施有效的解耦控制, 系统的动态性能很好, 调节时间短, 稳态误差几乎为零。

四、结论

本文利用总的物料和易挥发组分的能量平衡、物料平衡, 建立了丙烯精馏塔的机理模型, 并利用集结法对其进行降阶, 得到了二阶的精馏塔简化模型, 并把它作为控制对象, 应用PID-NN对其进行解耦控制。通过仿真结果可以看出, 控制效果满足工业要求。

摘要：精馏过程是化工、石油、医药等领域常见的生产过程, 由于其非线性、时变性和强耦合等特点, 使建模、控制与优化成为理论与实践研究中的难点。本文以一个二元丙烯精馏塔为研究对象, 在由物料及能量平衡原理推导出精馏过程数学模型的基础之上, 采用基于集结法的动力学模型降阶处理方法对原模型进行降阶, 最后为该精馏塔模型设计了基于PID神经网络的解耦控制器。

关键词：精馏,模型降阶,解耦,PID神经网络

参考文献

[1]董嘉文, 钱积新, 孙优贤.精馏塔控制策略及控制结构[J].炼油化工自动化, 1992, 22.

[2]姚玉英等.化工原理下册[M].天津:天津大学出版社.

[3]祝小平, 陈士橹.一种简便的模型降阶处理方法[J].南京航空航天大学学报.1994, 8 (4)

[4]A.S.Foust, et al.Principles of Unit Operations.New York:John Wiley and Sons, Inc.1980.

[5]舒怀林.PID神经元网络多变量控制系统分析[J].自动化学报, 1999, 1 (1) .

[6]Willis M J, Montague G A.Auto-tuning PI (D) controllers with artificial neural networks.In:Proc.12th WCIFAC.Sydney, Australia:1993, 4, 61-64.

[7]Chan K C, Lenong S S.A nerual network PI controller tuner.Artif.Intell.Eng. (UK) , 1995, 9 (3) , 167-176

精馏塔自动控制 第8篇

乙烯精馏塔是精馏塔中结构最复杂[8~10]、要求最严格的分离设备,与一般精馏塔相比,乙烯精馏塔有3个特征: 采用中间再沸器、产品侧线抽出、产品质量要求较高。采用中间再沸器是为了回收冷却量,产品侧线抽出可以提高出料产品中的乙烯浓度,避免塔顶产品中甲烷的影响,有脱甲烷功能,使一塔起到两塔的作用。虽然这样可以降低生产成本和操作费用,但同时也增加了塔的自由度,使塔的耦合性增加,比常规精馏塔更难操作和控制。乙烯精馏属于精密精馏过程,对出料乙烯产品质量要求较高,乙烯精馏塔的操作和控制水平直接关系到乙烯产品的质量、收率和能量消耗[11~13]。1

现场乙烯精馏塔DCS控制系统中,测量的模拟信号需通过A /D转换器转换为控制器可以处理的数字信号[14~16],A /D转换器的位数与被测变量量程会影响温度测量精度和量化 结果。若以温度作为被控变量去反推得到产品质量,必须保证温度与馏出物产品质量一一对应,即使现场A /D转换器位数选择最高,经过量化后的温度与出料乙烯浓度仍有一定的信息丢失[17],某一温度不再对应唯一的产品纯度,而是对应馏 出物乙烯 产品质量 的一个范 围。因此,实际乙烯精馏塔DCS控制系统中, 由于温度测量精度低,无法保证与产品质量的对应关系,即使形成反馈控制回路也无法将温度控制在设定值不变,反馈控制回路失效,不能满足乙烯精馏塔的质量控制要求。在实际乙烯精馏过程中,温度通常不形成闭环控制回路,一般采取开环控制,易使温度余差较高且系统稳定 性降低。为此,笔者对此 进行了分 析、改进。

1A/D转换器位数对温度测量精度的影响及改进措施

1.1A/D转换器位数对温度测量精度的影响

实际乙烯精馏塔DCS控制系统中,若以温度为被控变量,间接表征馏出物产品质量,A/D转换器位数与温度变化量程直接影响温度的测量精度和量化结果。A/D转换器位数越高,温度变化范围越小,测量精度越高,馏出物温度与产品质量信息丢失量越少,两者的匹配度越高[18~20]。

现场乙烯精馏塔DCS操作系统中,A/D转换器位数选择有12位和16位,温度测量仪表为镍铬 - 铜镍热电偶( E型热电偶) ,温度测量范围为 - 200 ~ 800℃ ,量程为1 000℃ 。DCS制造商为了降低成本,几个同类信号共用一块A/D转换器电路板[21,22],由于各信号数值差别较大,温度量程取最大的变化范围以满足所有信号变化,实际乙烯精馏塔DCS系统中,温度变化量程取1 000℃。 现有12位和16位A/D转换器在不同温度变化量程下的测量精度与量化单位见表1。

实际生产过程中,乙烯精馏属于精密精馏过程,出料产品组分波动控制在0. 15% 以内,相应的温度变化很小。该化工厂一天内乙烯产品质量与温度变化的曲线如图1所示。

由图1可知,现场测量的温度信号是经A/D转换器转换后的离散信号,温度测量精度很低只有0. 1℃,导致量化后的温度不再对应唯一的产品质量,而是对应产品质量的一个范围。由于现场乙烯精馏塔压力波动很大,一天内的温度变化也较大,在0. 4℃左右。由表1可知,12位的A/D转换器在温度量程为1 000℃情况下,温度测量精度为0. 490℃,超出实际乙烯厂温度变化范围,测量精度和量化结果均不能满足乙烯精馏塔质量控制要求,因此在实际乙烯精馏塔DCS系统中, A / D转换器多选用16位,使测量精度更高。

乙烯精馏塔示意图如图2所示。引用笔者所建立的该乙烯精馏塔的动态数学模型[23],仿真得到抽出板温度与产品质量关系。由于该乙烯精馏塔模型假定塔顶压力保持恒定,产品质量变化0. 18% 左右时,抽出板温度只变化0. 03℃ ,波动幅度较实际变化数据小得多。由上述分析可知,现场乙烯精馏塔DCS系统中,A/D转换器选择最高位16位,根据表1结果可知,温度量程过大不能满足该乙烯精馏塔温度波动。因此,取温度变化量程最小值对该乙烯精馏塔出料温度进行量化, 量化前和量化后的温度与产品质量关系如图3所示。

图3 量化前和量化后温度与产品质量的关系

由图3可知,量化后的温度与产品质量之间存在一定信息丢失。此时若以温度作为被控变量,设定值为T4,则根据图3反推得到的产品质量不再是某个固定值,而是一个范围C1~ C2,抽出板温度与产品质量不再一一对应,无法满足乙烯精馏塔质量控制要求。仿真实验中即使A/D转换器位数选择最高,温度变化量程最小,温度测量精度仍然很低,而实际乙烯精馏过程中,温度量程要大得多,使得温度测量精度更低,信息丢失量更大,温度只能采用开环控制,不能形成闭环回路,无法满足质量控制要求。因此,实际乙烯精馏塔质量控制的温度测量精度仍存在一定问题,需要改进。

1.2改进措施

由上述分析可知,实际乙烯精馏塔DCS控制系统中,由于A/D转换器位数与被控变量变化量程的局限性,无法达到实际要求的温度测量精度, 不能满足质量控制要求。并且由图1可知,温度测量精度提高到0. 000 1℃时,温度与产品质量的信息丢失量大幅降低,可以由温度反推得到唯一的产品质量,满足质量控制要求,因此为将原测量精度由0. 03℃提高到0. 000 1℃。笔者提出如下的改进措 施: 保持各类 信号最大 的变化量 程1 000℃ 不变,提高DCS控制系统中A / D转换器的位数。A/D转换器位数越高,控制精度越高, 经过A/D转换器量化后的温度与馏出物产品质量信息丢失量越少,匹配度越高。温度变化量程1 000℃ 下,建议实际乙烯DCS控制系统的A / D转换器选择24位。现场16位A/D转换器与20、 24位A / D转换器在不同量程下的测量精度与量化单位见表2。

由表2可知,若实际乙烯精馏塔DCS控制系统的A/D转换器位数由现场的16位提高到建议的24位,温度变化量程为1 000℃,温度测量精度变为1. 192 × 10- 4,较原有16位A/D转换器有大幅度提高。经过24位A/D转换器量化后的温度与产品质量的信息丢失量减少,匹配度提高,可以由温度反推出唯一的产品质量值,达到实际要求的温度测量精度,满足乙烯精馏塔质量控制要求。 考虑到工业操作中希望温度量程覆盖较宽同时满足开工和正常操作,建议A/D转换器位数选择24位。

2改进前后控制效果分析

以上述乙烯精馏塔动态数学模型为基础,应用流程模拟软件g PROMS搭建该乙烯精馏塔DCS反馈控制系统,控制方案为: 抽出板温度为被控变量,回流量为操纵变量,塔顶回流量控制抽出板温度。实际乙烯精馏塔控制系统中,现场采集的温度信号为连续信号,而机房处理的是经A/D转换器转换后的离散信号。

2.1温度设定值为量化值

在该DCS反馈控制系统中,温度设定值为图3中的量化值,通过整定合适的控制参数,采用16位与24位A/D转换器均可以将温度控制在设定值不变,此时仿真获得16位与24位A/D转换器下,侧线抽出T、经过A/D转换后的TA / D和该温度对应的侧线抽出乙烯产品质量响应曲线( 图4) 。

图4 温度设定值为量化值时不同转换器下的控制效果

由图4可知,实际乙烯精馏塔DCS反馈控制系统中,若采用16位A/D转换器,温度设定值为图3中量化后的T4。通过整定控制参数,最终将温度控制在设定值不变,而出料乙烯产品质量在99. 851% ~ 99. 875% 范围内波动,即图3中的C1~ C2。由此表明,在16位A/D转换器下,温度与产品质量不再一一对应,即温度不能表征产品质量,该反馈控制回路失效。若采用改进后的24位A / D转换器,测量精度提高,温度量化单位缩小, 使温度与馏出物产品质量信息丢失量减少。最终将温度控制在设定值不变时,侧线抽出板温度T与经A/D转换后的TA / D重合,侧线抽出乙烯产品质量波动很小,可以近似认为不变,此时温度对应着唯一的产品质量,表明温度设定值为量化值时, 采用24位A/D转换器形成的控制回路有效,且可以达到温度测量精度,满足质量控制要求。

2.2温度设定值为非量化值

当温度设定值在两个量化值之间为非量化值时,采用16位A/D转换器无法将温度控制在设定值不变,而对于24位A/D转换器,温度测量精度很高,量化单位很小可以近似认为连续信号,因此采用24位A/D转化器可以将温度控制在设定值不变。温度设定值为非量化值时,采用16位与24位A / D转换器对应的控制效果如图5所示。

由图5可知,当温度设定值在图3中的两个量化值T3与T4之间更靠近T4时,采用16位A/D转换器,无论如何调整PID控制参数,最终温度无法稳定在设定值不变,而只能控制在离设定值Tsp更近的下一个 量化值T4,控制偏差e一直存在,无法达到 温度测量 精度 。采用2 4位A / D转换器,温度可以控制在最终的设定值Tsp保持不变,可以认为乙烯产品质量不变。

图5 温度设定值为非量化值时

由上述分析可知,无论温度设定值为量化值还是非量化值,采用16位A/D转换器,均无法满足质量控制要求。然而,采用24位A/D转换器提高了温度测量精度,无论设定值是量化值还是非量化值,最终温度均可以形成反馈控制回路,且可以控制在设定值不变,系统稳态误差消除,稳定性增强,可以由温度反推出唯一的产品质量,满足质量控制要求。

3结束语

采用16位A/D转换器,温度测量精度较低, 由温度不能反推得到唯一的产品质量,温度反馈控制回路失效。因此,乙烯精馏塔温度通常采取开环控制,使得系统稳定性降低,稳态误差变大。 针对上述问题,笔者提出将原A/D转换器位数由16位提高到24位的改进措施。通过仿真实验表明该措施可将温度测量精度提高到0. 000 1℃,提高温度与产品质量的匹配度,使某一温度对应唯一的产品质量,采用24位A/D转换器可以构成反馈控制回路,提高系统稳定性,消除稳态误差, 满足实际精馏塔质量控制要求。

摘要：提出在乙烯精馏塔DCS控制中采用24位A/D转换器代替原16位A/D转换器的改进措施,并通过动态仿真实验证明该措施使温度测量精度由0.03℃提高到0.000 1℃,温度与产品质量之间的信息丢失量降低,可以用温度表征相应的产品质量,温度可以形成闭环反馈控制回路,满足实际乙烯精馏塔质量控制要求。