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1、第七章 过程控制,控制要求：,简单调节系统,控制系统的设计要点及步骤,复杂调节系统,压力控制 液位控制 温度控制 流量控制,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,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,扰动外界因素变化如原料和公用工程流量、温度和压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：,稳定

2、系统的响应特性,（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。,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。,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:,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

3、的热量是釜温T 的线性函数B。,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：,每年反应器再生次数,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；,应采用变温操作，在操作周期内逐步升温。,反应速度低，产率低；同样产量，催化剂再生费用增加,若反应器低温操作：,最优化控制,第七章 过程控制,控制要求：,简单调节系统,控制系统的设计要点及步骤,复杂调节系统,抑制外部扰动，使过程在优化的状态下操作

4、,压力控制 液位控制 温度控制 流量控制,串级控制 分程控制 超驰控制 前馈控制,控制系统的设计要点及步骤,例如，苯（B) 和乙烯（E）气相烃化的反应方程式如下：,确定达到设计要求所需测量的参数,乙苯,二乙苯,二甲苯,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。,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。,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

5、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。,(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,乙苯精馏塔产品质量反馈控制,-利用被控变量的直接测量值调节控制变量,前馈控制,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,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,(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

6、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。,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。,苯和乙烯气相烷基化流程图,2)

7、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。,控制系统的设计要点及步骤,确定达到设计要求所需测量的参数,2)选择控制变量,控制系统的设计要点及步骤,确定达到设计要求所需测量的参数,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

8、况下的热量平衡式为：,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,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,比例增益,比例反馈控制的温度响应曲线,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。,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,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

9、与偏差对时间的积分保持比例关系。即：,比例积分反馈控制的温度响应曲线,比例积分调节不适用于纯滞后和惯性滞后较大的系统。,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。,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,微分调节规律是：,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 过程控制,控制要求：,简单调节系统,控制系统的设计要点及步骤,复杂调节系统,抑制外部扰动，使过程在优化的状态下操作,压力控制 液位控制 温度控制 流量控制,串级控制 分程控制 超驰控制 前馈控制,简

10、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,有大量不凝气体的精馏塔压力控制,控制排放量,调节下游压缩机转速,压力控制的方式取决于过程特征,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：,调节冷剂的流量；,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：,调节冷剂的流量；,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；,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,气液两相的界面控制，通常有三种控制方案：,用溢流保持液面恒定；,液位控制,气液两相的界面控制，通常有三种控制方案：,用溢流保持液面恒

11、定；,用出料控制液面稳定；,液位控制,气液两相的界面控制，通常有三种控制方案：,用溢流保持液面恒定；,用出料控制液面稳定；,用进料控制液面稳定；,液位控制,两个液相的界面控制：,对卧式容器,液位控制,两个液相的界面控制：,对立式容器,液位控制,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。,简单调节系统,压力控制,液位控制,温度控制,流量控制,温度控制,热交换器温度控制也即传热量Q的控制,传热面积；,传热温差；,传热系数；,在正常的物流流量和温度范围内变化很少,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

12、控制,热交换器温度控制也即传热量Q的控制,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。,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,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。,a) 调节蒸汽压力,温度控制,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

13、节有效传热面积。,b) 调节有效传热面,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。,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。,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；,

14、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；,简单调节系统,压力控制,液位控制,温度控制,流量控制,流量控制,1）简单流量控制,要保持一个单元的稳定操作，必须保持物料的流量稳定。流量控制方式与泵的形式有密切关系。,离心泵：调节阀可安装在泵的出口管道上；,齿轮泵和旋涡泵：应将调节阀安在泵出口的旁路管道上；,蒸汽往复泵：可以用改变进泵的蒸汽流量或压力的方法来调节流量；,流量控制,2）比例控制,要保持两个流量之间的比例一定，例如反应器的两个进料要求保持比例一定，应采用比例控制。常用比例控制有两种：,单闭环比例调节：用于主流量不能定量控制，从动量需与主流量保持一定比

15、例的情况。,如：乙炔加氢反应；,工业上H2与C2H2的比例为1. 32.0；,乙炔加氢反应器的进料取决于脱乙烷塔的压力,单闭环比例调节,2）比例控制,此系统不仅能控制两个流量的比值，而且每个流量的绝对值也可得到控制,流量控制,2）比例控制,双闭环比例调节,流量差值控制 有侧线出料时，侧线板以下回流为F2-F3,流量控制,第七章 过程控制,控制要求：,简单调节系统,控制系统的设计要点及步骤,复杂调节系统,抑制外部扰动，使过程在优化的状态下操作,压力控制 液位控制 温度控制 流量控制,串级控制 分程控制 超驰控制 前馈控制,复杂调节系统,串级控制用一个控制器的输出作为另一个控制器的设定，使调节关键

16、参数的主调节器的调节品质更为稳定的调节过程。,a) 简单调节,b) 串级调节1,蒸汽压力不稳定时采用，但两个调节阀增加压损和投资,蒸汽压力不稳定时不宜采用,复杂调节系统,c) 串级调节2,控制器TC的输出作为FC 的设定值，可及时消除干扰，克服过大的滞后，即FC起到了初调和先调的作用，改善了调节质量,复杂调节系统,分程控制根据输出值的范围分别控制两个或两个以上的调节阀门。,反应器进口温度分程控制 调节器输出与阀行程的关系,超驰控制将工艺过程限制条件所构成的逻辑部分叠加到通常的自动调节系统中的调节方式。,复杂调节系统,超 驰 控 制,两个或三个调节器,一个高值或低值选择器,可同时对两个或三个参数

17、进行监视与控制，当生产操作趋于极限条件时，一个用于控制不安全变量的超驰调节器代替正常工作情况下的调节器，使各个参数保持在预定的安全界限内。到过程回到安全范围后，正常调节器再重新启用。,保证生产安全进行，减少开停车次数,复杂调节系统,超驰控制将工艺过程限制条件所构成的逻辑部分叠加到通常的自动调节系统中的调节方式。,精馏塔超驰控制,超驰调节器,低值选择器,复杂调节系统,前馈控制及时测出干扰信号，通过较正环节产生较正信号调节系统的调节方式。,前馈系统适用的场合：,被调参数必须确保稳定;,主要干扰是可测而不可控的参数。,干扰幅值大而频繁，对被调参数影响剧烈，单纯的反馈系统达不到工艺要求；,精馏塔前馈控制,第七章 过程控制,控制要求：,简单调节系统,控制系统的设计要点及步骤,复杂调节系统,抑制外部扰动，使过程在优化的状态下操作,压力控制 液位控制 温度控制 流量控制,串级控制 分程控制 超驰控制 前馈控制,设在冷却夹套的连续搅拌反应釜中，进行串联反应:,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，