化工过程控制

例如储罐不应溢流或抽空，精馏塔不应液泛或漏液。因此， 应设置储罐V101，V102，V103的液面测量，精馏塔T102， T103的压降测量等措施。
(5)经济：
• 优化控制设备：例如反应器R101的优化控制问题，是否 采用优化控制要根据可能性和经济评价结论确定； • 在乙烯、苯、乙基苯、冷却水总管、蒸汽总管等管道上 设置流量计，为计算车间成本提供所必须的产量和原料、 辅助材料以及公用工程的消耗量。重要的流量计不仅能 提供和显示瞬间值，而且有累计功能。
变 量
时间
稳定系统的响应特性
过程变量 x，如温度、压力、流量、浓度等，在受到外部 因素影响时，可能有两种变化： （1）稳定系统——在开始时受到外界的影响而波动，但 随时间的变化，x 无需外界干预就能稳定，即不需要利用 控制机构就能回复到初值。 （2）不稳定系统——受到外界的影响不能随着时间的变 化恢复原状。
• 比例积分微分调节
微分调节规律是：
0 d ( T T ' 0 2 2 ) Q Q dt
与比例积分调节相结合，如果微分时间选择恰当，能提高 惯性滞后较大的对象的调节品质，提高系统的稳定性。
第七章
• 控制要求：
过程控制
抑制外部扰动，使过程在优化的状态下操作
•
•
控制系统的设计要点及步骤 温度控制 流量控制 前馈控制
(2)产品质量：
乙苯的质量由乙苯精馏塔塔顶产品的组成决定。为确保该 组成为预期值，测量参数有以下三种方案：
• 反馈控制
• 前馈控制
• 推断控制
• 反馈控制
E105
10
8
T102
AIC
------利用被控变量的直接测量值调节控制变量
7
E106
9
乙苯精馏塔产品质量反馈控制
• 前馈控制
E105 FIC
控制系统的设计要点及步骤
1)确定达到设计要求所需测量的参数
2)选择控制变量
3)确定调节器的调节规律 目前广泛应用的调节规律有三种： • 比例调节 • 比例积分调节 • 比例积分微分调节
3)确定调节器的调节规律
• 比例调节 按照被调参数值与给定值的偏差大小和方向，发出与偏差 成比例的控制信号。 例如：盘管加热器处于稳态工况下的热量平衡式为：
a. 调节冷剂的流量；
PC
冷媒
不凝气
压力控制 有少量不凝气体的精馏塔压力控制，可采用改变塔顶蒸汽 冷凝量的方法：
a. 调节冷剂的流量；
b. 当不允许调节冷剂流量时，可接三通使一部分冷剂不进 入冷凝器； PC
冷媒
不凝气
简单调节系统 压力控制 液位控制 温度控制
流量控制
液位控制 1) 气液两相的界面控制，通常有三种控制方案： a. 用溢流保持液面恒定；
对于一个精馏塔，精馏段和提馏段两者中只能采用一个温度控制， 下列情况可采用提馏段温度控制： 塔底产品纯度要求比塔顶产品的高； 精馏段板上温度不能很好的反映组成的变化或不灵敏； 进料为液相，进料的温度或组成的波动对提馏段的影响较精馏段 更迅速和显著，因而提馏段温控滞后较小； 精馏塔的回流量取决于塔釜脱除轻组分的要求时，回流量大于塔 顶脱除轻组分的实际需要；
控制要求 为了达到设计的各项要求，必须对生产装置进行连续的监 视和控制。控制系统应满足两项基本要求： 抑止外部扰动的影响 使过程在优化的工况下操作
设在某气固催化反应，其催化剂失活迅速，需定期切换， 副反应的活化能高于主反应。反应器全年利润：
T 利润＝N (产品销售收入－原料费 用－公用工程费用） dt 再生费用 0 －折旧费用－人工费用
简单调节系统 压力控制 液位控制 • 复杂调节系统
串级控制
分程控制 超驰控制
控制系统的设计要点及步骤
1)确定达到设计要求所需测量的参数 例如，苯（B) 和乙烯（E）气相烃化的反应方程式如下：
E B EB 乙苯
E EB DEB 二乙苯 EB DMB 2MB 甲苯
二甲苯
反应采用的催化剂较易失活，若苯过量能减缓催化剂的失 活并能提高反应的选择性。试决定需测量的参数。
E103
乙烯 苯
V101 E101
R101 T101 E102
V102 E105 V103 T102
P101 E104 E106
苯和乙烯气相烷基化流程图
(1)产品数量：
生产过程的产品是乙苯，决定乙苯数量的控制因素是原料 乙烯的流量。为了计量目的，应测量乙苯的流量；为了控 制的目的应测量乙烯的进料量。
无相变换热器通过改变冷（热）介质或物料的流量调节物料出口温度。
TC
TC
TC
a) 控制冷热媒流量
b) 冷热媒流量旁通
c) 改变物料流量
温度控制 1)热交换器温度控制——也即传热量Q的控制
有相变换热器，若压力不可调，则温差一定，温度调节可通过改变 换热面积实现；若压力可调，如使用蒸汽加热，可通过改变蒸汽压 力，即冷凝温度的办法来调节物料温度。
物料 TC 蒸汽
a) 调节蒸汽压力
温度控制 1)热交换器温度控制——也即传热量Q的控制
有相变换热器，如使用蒸汽加热，若物料温度低，且热负荷低时， 蒸汽冷凝温度低于1000C, 压力低于饱和蒸汽压力，可将调节阀装 在凝液排出管道上，通过凝液排出量的变化，调节有效传热面积。
物料
蒸汽
TC
b) 调节有效传热面
第七章
•
• •
过程控制
控制要求：
控制系统的设计要点及步骤 简单调节系统 压力控制 液位控制 温度控制 流量控制
•
复杂调节系统
串级控制 分程控制 超驰控制 前馈控制
控制要求 为了达到设计的各项要求，必须对生产装置进行连续的监 视和控制。控制系统应满足两项基本要求： 抑止外部扰动的影响 使过程在优化的工况下操作
比例增益
d (T2 T20 ) VCp FCp[(T1 T10 ) (T2 T20 )] (T2 T20 ) dt
T2-T20
a=0
a=1 a=2
t
比例调节不 适用于负荷 变化较大而 又不允许有 残余偏差的 系统。
比例反馈控制的温度响应曲线
确定调节器的调节规律 目前广泛应用的调节规律有三种： • 比例调节 • 比例积分调节
6
12
E103
乙烯
2
3
R101 E101
5
V102
14
苯
T101
11
E105 V103
10
1
V101
4
E102
7
13
8
T102
P101
E104
15
9
E106
苯和乙烯气相烷基化流程图
控制系统的设计要点及步骤
1)确定达到设计要求所需测量的参数
2)选择控制变量
对于某个测量参数，可能有多个可任意调节的输入变量， 需选择一个或多个变量作为控制变量，即确定控制方案。 -----该项工作是过程控制的核心内容。 若有多个方案可供选择而定性分析不能作出判断时，则有 必要进行动态模拟以得出定量的结论。
控制要求 为了达到设计的各项要求，必须对生产装置进行连续的监 视和控制。控制系统应满足两项基本要求： 抑止外部扰动的影响
扰力 的波动对系统的影响。 干扰不可避免
过程变量 x，如温度、压力、流量、浓度等，在受到外部 因素影响时，可能有两种变化： （1）稳定系统——在开始时受到外界的影响而波动，但 随时间的变化，x 无需外界干预就能稳定，即不需要利用 控制机构就能回复到初值。
液位控制 1) 气液两相的界面控制，通常有三种控制方案： a. 用溢流保持液面恒定； b. 用出料控制液面稳定；
LC
液位控制 1) 气液两相的界面控制，通常有三种控制方案： a. 用溢流保持液面恒定； b. 用出料控制液面稳定； c. 用进料控制液面稳定；
FC
LC
液位控制 2) 两个液相的界面控制： 对卧式容器
LdG LC
水
油
液位控制 2) 两个液相的界面控制： 对立式容器
LdC LC
水
油
液位控制 3) 液相与其他参数的交叉控制： 例如精馏塔塔釜液位受再沸器内供热影响较大，液位对塔 釜排出量调节不灵敏时，应采用交叉控制。
TC LC V1 V2
简单调节系统 压力控制 液位控制 温度控制
0
dT2 d (T2 T20 ) VCp VCp dt dt FCp[(T1 T10 ) (T2 T20 )] (Q Q 0 )
要使偏差等于0，需要按照T2与T20的偏差调节Q。设控制规 律使Q的变化与偏差T2- T20成比例，即
Q (T2 T20 ) Q0
N ——每年反应器再生次数
T
——操作周期
若反应器高温操作： 反应选择性低，原料消耗费用增加； 反应速度低，产率低；同样产量，催 若反应器低温操作： 化剂再生费用增加 最优化控制 应采用变温操作，在操作周期内逐步升温。
第七章
• 控制要求：
过程控制
抑制外部扰动，使过程在优化的状态下操作
•
•
控制系统的设计要点及步骤 温度控制 流量控制 前馈控制
E103
C2H4
2
R101 E101 E102 T101
V102 E105 V103
8
C6H6
V101
T102 P101 E104 E106
苯 和乙烯气相烷基化流程图
(1)产品数量：
生产过程的产品是乙苯，决定乙苯数量的控制因素是原料 苯的流量。为了计量目的，应测量乙苯的流量；为了控制 的目的应测量乙烯的进料量。
8
10
7
T102
E106
9
乙苯精馏塔产品质量前馈控制 -----利用直接测量的扰动来调节被控制变量的方法
• 推断控制
E105
T1 T2 T3 T102
8
10
乙苯精馏塔产品质量推断控制 ---利用塔板温度与馏出液组成的严格关系，控制精馏塔 塔顶出口组成
7
E106
9
(3)安全：
为了防止燃烧与爆炸事故，应防止设备的超温和超压。 对于反应器R101应测量其进出口温度和床层温度，并设 置超温报警及紧急情况下切断乙烯进料的装置。 对于精馏塔应测量其塔顶或塔釜的压力。 (4)可操作 可操作的基本要求是满足各个设备内在的约束条件。
• 比例积分微分调节
• 比例积分调节 比例积分调节是指它的输出不是与偏差保持比例关系，而 与偏差对时间的积分保持比例关系。即：
Q ' (T2 T20 )dt Q 0
0
t
d (T2 T20 ) VCp FCp[(T1 T10 ) (T2 T20 )] ' (T2 T20 )dt dt 0
简单调节系统 压力控制 液位控制 • 复杂调节系统
串级控制
分程控制 超驰控制
简单调节系统 压力控制 液位控制 温度控制
流量控制
压力控制 压力控制的方式取决于过程特征
G
PC
PC
a. 控制排放量
b. 调节下游压缩机转速
有大量不凝气体的精馏塔压力控制
压力控制 有少量不凝气体的精馏塔压力控制，可采用改变塔顶蒸汽 冷凝量的方法：
流量控制
温度控制 1)热交换器温度控制——也即传热量Q的控制
Q F ( A, T , K )
A ——传热面积； T ——传热温差；
在正常的物流流量和温度范围内变化很少 K ——传热系数； 传热量Q的控制可通过调节换热面积 A 和传热温差T来实现。
温度控制 1)热交换器温度控制——也即传热量Q的控制
变 量
时间
不稳定系统的一种响应特性
设在冷却夹套的连续搅拌反应釜中，进行串联反应 :
A B C
副反应为放热反应，其放热量通过器壁传给夹套中的冷剂。通过分 析，可知反应放热量可用釜温T的S 形函数A 来表示，而冷剂吸收 的热量是釜温T 的线性函数B。 Q P3 A
Q'2 B Q"2 P1 T1 T2 T' 2 T3 T P2
t
T2-T20
a' = 0
a' = 3
a' = 1
比例积分调 节适用于负 荷变化较大 而又不允许 有残余偏差 的系统。
比例积分调 节不适用于 纯滞后和惯 性滞后较大 的系统。
t a' = 2
比例积分反馈控制的温度响应曲线
确定调节器的调节规律 目前广泛应用的调节规律有三种： • 比例调节 • 比例积分调节
Q FCp(T T ) 0
0 0 1 0 2
式中F、、Cp 、T1和T2分别是物料的流量、密度、热容、 进口和槽内温度。Q为蒸汽传递给物料的热量，上标0表示 稳定状态。
若有外界干扰T1升高，如果不改变Q，T2将随着时间 t逐 渐升高。 设储槽内液体体积稳定为V，则
dT2 VCp Q FCp (T1 T2 ) dt
温度控制 2）精馏塔的温度控制——若在线组分分析技术复杂，靠 人工分析又不能及时得到控制信息，可用温度控制代替 质量控制。
TC LC
物料 TC 蒸汽
a)精馏段回流调节控制温度
b)提馏段调节蒸汽量控制温度
温度控制 2）精馏塔的温度控制——若在线组分分析技术复杂，靠 人工分析又不能及时得到控制信息，可用温度控制代替 质量控制。