史繼森（1975－）
男，河南洛陽人，畢業于撫順石油學院過程自動化專業，
現任中國石化集團洛陽石油化工工程公司儀電室主任助理，
工程師，一直從事石油化工自動化工程設計工作。

　　1 概述

　　石油化工生產常需將液體混合物分離以達到提純或回收有用組分的目的。分離互溶液體混合物有許多種方法，精餾是廣泛應用的一種方法。

　　精餾過程是由精餾裝置來實現的，精餾裝置一般是由精餾塔、再沸器(重沸器)、冷凝冷卻器、回流罐及回流泵等組成。如圖1所示。

　　圖1 精餾裝置結構示意圖

　　實際生產過程中，精餾操作可分為間歇精餾和連續精餾兩種。石油化工等大型生產過程主要采用的是連續精餾。

　　精餾塔是一個多輸入多輸出的多變量過程，其內在機理復雜，動態響應遲緩，變量之間相互關聯，不同的塔工藝結構差別很大，而工藝對控制提出的要求又較高，所以確定精餾塔的控制方案是一個極為重要的課題。

　　1.1 精餾塔兩個基本平衡關系式

　　影響精餾操作的因素很多，這些影響因素都是通過物料平衡和能量平衡的形式來影響精餾操作的。然而，一個塔的物料平衡與能量平衡之間又是相互影響的。現以二元精餾過程為例，說明精餾塔的這兩個基本關系。

　　1.1.1 物料平衡關系

　　一個精餾塔，進料和出料應保持平衡，即總物料量及任一組分的量應符合物料平衡關系。對圖1所示精餾塔而言，其物料平衡關系如下。

　　就總物料平衡關系而言，平均進料量應等于塔頂和塔底的平均采出量，即

　　F=D+B (1)

　　對輕組分而言，進料中的輕組分量應等于塔頂和塔底輕組分量之和，即

　　Fzf=DxD+BxB (2)

　　由式(1)和式(2)可得

　　xD=F/D(zf-xB)+xB (3)

　　或

　　D/F=(zf-xB)/(xD-xB) (4)

　　式中 F—進料流量;

　　D—塔頂采出量;

　　B—塔底采出量;

　　zf—進料輕組分含量;

　　xD—塔頂采出輕組分含量;

　　xB—塔底采出輕組分含量。

　　同樣方法也可以求得

　　B/F=(xD-zf)/(xD-xB) (5)

　　從上述關系可以看出，當D/F增加時，塔頂、塔底采出液中輕組分含量將會減少，即xD及xB將下降。而當B/F增加時，塔頂、塔底采出液中輕組分含量將會增大，即xD及xB將上升。

　　然而，在D/F(或B/F)一定，和zf也一定的條件下，卻不能完全確定xD和xB，而只能確定xD和xB之間的一個比例關系。也就是說要將xD和xB都確定下來，必須再建立一個關系式，這就是能量關系式。

　　1.1.2 能量平衡關系

　　在建立能量平衡關系時，首先要了解一個分離度的概念，分離度可以用下式來表示

　　s=[xD(1-xB)]/[xB(1-xD)] (6)

　　式中，s為分離度。

　　由式(6)可以看出，隨著s的增大，xD會增大而xB會減小，這表明塔系統的分離效果增大。

　　影響分離度s的因素很多，諸如平均相對揮發度、理論塔板數、塔板效率、進料組分、進料板位置以及塔內上升蒸汽量V和進料量F的比值等。對于一個既定的塔來說，s可以近似看成與V/F有關，即

　　s≈f(V/F) (7)

　　式(7)的函數關系也可以用下式表示

　　V/F=βlns (8)

　　或者可以表示成

　　V/F=βln [xD(1-xB)]/[xB(1-xD)] (9)

　　式中，β為塔的特性因子。

　　從式(8)及式(9)可以看出，隨著V/F的增加，s值將會提高，也就是說xD增加而xB下降，分離效果會提高。由于V是由再沸器提供的熱量來提高的，所以該式實際上是表示塔的能量對產品成分的影響，故稱之為能量平衡關系式。而且由上述分析可見，V/F的增大，塔的分離效果提高，能耗也將增加。

　　1.2 精餾塔的控制要求

　　精餾塔的控制目標應是：在保證產品質量合格的前提下，使塔的總收益(利潤)最大或成本最小。具體對一個精餾塔來說，需從四個方面考慮，設置必要的控制系統。

　　1.2.1 產品質量指標控制

　　塔頂或塔底產品之一合乎規定的分離純度，另一端產品成分亦應維持在規定的范圍內。在某些特定的條件下也有要求塔頂和塔底產品均保證一定純度的要求。

　　1.2.2 物料平衡控制

　　塔頂、塔底的平均采出量應等于平均進料量，而且這兩個采出量的變動應該比較緩和，以維持塔的正常平穩操作，以及上下工序的協調工作。為此，必須對冷凝液罐(回流罐)和塔釜液位進行控制，使其介于規定的上、下限之間。

　　1.2.3 能量平衡控制

　　應使精餾塔的輸入、輸出能量維持平衡，使塔的操作壓力維持穩定。

　　1.2.4 約束條件控制

　　為保證精餾塔正常而安全地運行，必須使某些操作限制在約束條件之內。常用的精餾塔限制條件有液泛限、漏液限、壓力限和臨界溫差限等。所謂液泛限也稱氣相速度限，即塔內氣相上升速度過高時，霧沫夾帶十分嚴重，實際上液相將從下面塔板倒流到上面塔板，產生泛液，破壞正常操作。漏液限也稱最小氣相上升速度限，當氣相上升速度小于某一數值時，將產生塔板漏液，板效率會下降。防止液泛和漏液，可通過塔壓降或壓差來監視氣相速度，一般控制氣相速度在液泛附近略小于液泛點較好。

　　壓力限是指塔的操作壓力限制，一般是最大操作壓力限，就是說塔的操作壓力不能過大，否則會影響塔內的汽液平衡，嚴重超限甚至會影響到安全生產。

　　臨界溫差限主要是指再沸器兩側的溫差限度，當這一溫差高于臨界溫差時，給熱系數會急劇下降，傳熱量也會隨之下降，將不能保證塔的正常傳熱的需要。

　　2 精餾塔的基本控制方案

　　2.1 被控變量的選擇

　　精餾塔被控變量的選擇，是指精餾塔產品質量控制中被控變量的確定，以及檢測點的位置等問題。通常精餾塔的產品質量指標有兩類：一類是直接質量指標;一類是間接質量指標。

　　以產品成分這一直接指標作為產品質量控制的被控變量，應該說是最為理想的。然而由于成分分析儀測量過程滯后比較大，反應比較遲緩，尤其是石油化工產品繁多，分析儀表在品種上也難于一一滿足，所以產品按成分信號進行精餾塔的質量控制還為數不多。目前精餾塔質量控制的被控變量絕大多數采用的還是間接質量指標，其中最為常用的被控變量就是溫度。

　　2.2 精餾塔的基本控制方案

　　精餾塔的控制方案有許多，根據不同的用途采用不同的控制方案。

　　(1)按一端質量指標的控制方案;

　　(2)按兩端質量指標的控制方案;

　　(3)精餾塔的壓力控制;

　　(4)具有側線抽出的精餾塔控制;

　　(5)精餾塔的液位控制。

　　3 分子篩脫蠟裝置中的精餾塔控制

　　根據以上對精餾塔的分析，筆者以分子篩脫蠟裝置脫C10塔為例來說明精餾塔的應用。分子篩脫蠟裝置中，脫C10塔的進料是C10～C14(正構烷烴)，經脫C10塔蒸餾后，頂部餾出組分為C10，塔底為C11～C14。由于對塔頂的產品(C10)純度要求較高，脫C10塔采用的是一端質量指標控制方案中的精餾段控制。

　　3.1 控制方案1

　　物料平衡控制，如圖2所示。本方案中通過對物料平衡參數D(塔頂采出量C10)的調節來保證塔頂產品的質量指標，并保持塔釜加熱量的恒定且留有余量。

　　控制簡介：溫度為247℃的C10～C14從脫C10塔第27層塔盤進入，塔底重介質經重沸器加熱，通過熱源介質恒流控制(FIC07)將塔底介質溫度控制在245℃左右(能量平衡控制)。塔底液位采用串級控制(FIC28，LIC05)，以消除流量波動產生的干擾(物料平衡控制)。用第二層塔盤(溫度186℃)與第八層塔盤(溫度200℃)溫差(TDIC03)來控制塔頂采出量C10(質量指標控制)，為消除流量波動干擾也采用串級控制(TDIC03與FIC17組成串級)。回流罐液位(LIC09)與返塔流量(FIC14)采用串級控制，將液位控制在一定范圍內(物料平衡控制)。回流罐壓力采用分程控制(PIC29)，通過穩定回流罐壓力來穩定脫C10塔塔頂壓力(能量平衡控制)。

　　控制過程：當塔頂溫度升高時，測量信號增加，經過反作用調節器TDIC03后信號減小，其作為調節器FIC17的給定值，使FIC17輸出也減小，調節閥FV17開度減小，C10采出量減小，此時FT14的測量值也減小，通過正作用調節器FIC14，調節閥FV14的開度增大，返塔流量增大，使塔頂溫度降低，使溫度回到設定值。

　　這種控制方法可以保持塔的內回流基本恒定，有利于塔的穩定操作。物料與能量平衡之間關聯較小，具有質量指標對重沸器加熱量和進料熱焓等能量擾動不靈敏的優點(從上面控制過程可以看出)，使塔的抗干擾能力增加，對塔的穩定操作有利。該方案還有一個優點就是當塔頂產品質量不合格時(塔頂溫度過高)，質量調節器(FIC17)可以自動關閉采出閥(FV17)，防止不合格產品的采出，使塔處于全回流操作狀態，待產品合格后方才恢復采出，這對確保塔頂產品質量大有好處。如果此方案塔頂回流控制沒采用流量控制(FIC14)與液位控制(LIC09)串級，而只采用液位控制的話，該方案就有很大的的缺點即：溫度控制系統滯后較大(塔頂溫度一旦升高，出裝置C10減少，引起回流罐液位上升，回流量要等回流罐內液位變化后才跟著變化，反應較慢。)，特別是回流罐容積較大時反應更慢，這對控制是不利的。同時該方案中選擇塔頂采出作為操作變量，會給后續工序帶來擾動。

　　本方案適用于回流比L/D較大，且下一工序可承受較大干擾的場合。由于分子篩脫蠟裝置，C10作為產品直接出裝置，沒有下道再加工工序，所以本方案比較適用，分子篩脫蠟裝置UOP工藝包對C10塔的控制采用的就是此種控制方案。

　　圖2 物料平衡控制示意圖

　　

圖3 能量平衡控制示意圖

　　3.2 控制方案2

　　能量平衡控制，如圖3所示。它通過對能量平衡參數L(返塔流量控制)的調節來保證塔頂產品的質量指標。塔底加熱量維持恒定并有一定余量，塔頂回流罐和塔釜液位分別通過對塔頂和塔底采出量D和B的調節維持穩定，從而保證物料平衡。

　　控制簡介：溫度為247℃的C10～C14從脫C10塔第27層塔盤進入，塔底重介質經重沸器加熱，通過恒溫控制(FIC07)將塔底介質控制在245℃左右。塔底液位采用串級控制(LIC05與FIC28串級)，以消除流量波動產生的干擾，控制塔底采出量(物料平衡控制)，使液位穩定。塔頂溫度控制(溫度186℃)與返塔流量控制組成串級調節(TIC01與FIC14串級)以控制回流，進而控制產品質量(產品質量指標控制)。回流罐液位(LIC09)與塔頂采出流量(FIC17)采用串級控制，將液位控制在一定范圍內，以保證物料的平衡(物料平衡控制)。回流罐壓力采用分程控制(PIC29)，通過穩定回流罐壓力來穩定脫C10塔塔頂壓力。

　　控制過程：當塔頂溫度升高時，測量信號增加，經過正作用調節器TIC01后其信號增大，其作為調節器FIC14的給定值，使FIC14輸出減小，調節閥FV14開度增大，返塔流量增加，使塔頂溫度恢復正常。

　　這種控制方法的優點是產品質量控制回路滯后較小，響應比較快(從以上控制過程可以看出，只要塔頂溫度變化，回流量馬上跟著變化。)，能很快克服精餾段的各種干擾影響，以確保塔頂產品的質量。缺點是由于產品質量控制(塔頂溫度控制回流)會使回流量處于經常波動狀態，從而使塔的內回流不能穩定，且物料與能量平衡之間的關聯較大，這對精餾塔的穩定操作是不利的。這在溫度控制參數整定時應該進行考慮，且控制器不宜用微分。

　　本控制方案一般適用于回流比L/D較小(例如小于0.8)或某些要求滯后小的場合。

　　另外，還可以看出控制方案1是選擇溫差作為間接質量指標控制產品質量的，這是有一定原因和好處的。在精餾塔中，任一層塔板的溫度都是成分和壓力的函數，影響溫度變化的因素可以是成分，也可以是壓力。在一般的精餾塔操作中，無論是常壓塔還是減壓塔，壓力都是維持在很小的范圍內波動，這樣溫度才與成分有著一一對應的關系。但是在精密精餾中，對產品的純度要求很高(例如本文中脫C10塔，對C10的純度要求很高)，兩個組分的相對揮發度相差很小，由于成分變化所引起的溫度變化比起壓力變化引起的溫度變化要小得多，微小的壓力波動也會造成明顯的溫度變化。所以在精密精餾時，用溫度作為被控變量進行控制往往得不到好的控制效果，為此應該考慮壓力補償以消除壓力微小波動對溫度的影響。

　　圖4所示為正丁烷與異丁烷分離塔以保持塔頂產品純度不變為前提條件，在塔壓變化時各層塔板的溫度變化情況。由圖可以看出，由于塔壓波動所引起的各層塔板溫度變化、方向是一致的，而且在塔壓波動時，盡管各層塔板溫度會有一定的變化，而兩層塔板之間的溫度變化卻非常小。例如塔壓從1.126Mpa改變到1.190Mpa時，第52層塔板與第65層塔板之間的溫差基本上維持在2.8℃。這就是說，在塔壓變化時，溫差與成分之間保持著對應關系。因此，可以用溫差作為被控變量來進行控制，保證產品純度符合要求。這就是選擇溫差作為被控變量的理由。

　　選擇溫差信號作為間接質量指標時，測溫點應按下述方法來確定。如果塔頂餾出物是主要產品，那么一個測溫點應放在塔頂(或稍下一些)，即溫度變化較小的位置;而另一個測溫點應選擇在靈敏板附近，即成分和溫度變化較大、較靈敏的位置。然后取這兩個測溫點的溫差Td作為間接質量指標構成控制系統。由于塔壓波動對該兩測溫度的影響相同(或十分相近)，因此在取兩者溫差時，其影響就互相抵消了。

　　本文所敘述的精餾塔控制方案1(圖2)就是一個以溫差為被控變量的C10分離控制方案。該方案采用的是精餾段溫差控制(因為主要產品C10為塔頂餾出物)。測溫點一點選擇在離塔頂較近的第二層塔盤(溫度變化比較小)，另一點選擇在第8層塔盤上。

　　溫差控制存在一個缺點，就是在進料變化大時會引起塔內成分和壓降的變化。這兩者所引起的溫差卻是前者使溫差減小，而后者是溫差增大。這時溫差與成分之間就不再呈單值對應關系，因此，溫差控制就不能適用。解決這一問題的辦法可以用雙溫差控制，由于篇幅有限，這里不再敘述。

　　4 結束語

　　在實際的工程應用上，如果塔頂餾出組分是單一組分而且其純度要求較高時，一般采用控制方案1;如果塔頂餾出組分不是單一組分而且純度要求不是很高的，采用控制方案2。在工程設計時，應根據不同的工藝流程選擇合適的控制方案。