1、過程控制系統與儀表第10章第10章過程控制系統應用實例10.1精餾塔過程控制系統精餾是利用混合液中不同組分揮發溫度的差異 將各組分分離的過程。精餾塔是精餾過程的關鍵設 備，是一個多參數的被控過程，不同工藝要求的精 餾塔結構不相同，工藝參數、變量之間存在多種組 合，控制方案繁多；另外，精餾工藝控制要求較高，控制相對困難。只有對生產工藝進行深入分析， 才能設計出合理的控制系統。過程控制系統與儀表第10章10.1.1分餾原理以A、B兩種液體混合物的分餾為例，介紹分餾 的基本原理。在壓力一定的情況下， A、B二種組分 混合溶液汽液相溫度濃度曲線如圖所示10.1 。純A的沸點是140，純B 的沸點是17

2、5。兩組分的混合 比變化時，混合溶液的沸點也 將隨之變化，如圖10.1中液相 曲線所示；圖中還標出了溫度 變化時，汽相組分的變化曲 線。過程控制系統與儀表第10章設原溶液中A占20，B占80，把A，B混合 液加熱到164.5時，液體沸騰。這時，與液相共存 的氣相成分比是A占45.8，B占54.2。將這些氣 體單獨冷凝后所形成的混合液體中，A為45.8，B 為54.2 ；如果再使混合液體沸騰，其沸點為154.5。這時氣態成分比又變成A占73.5，B占26.5，這樣反復進行上述操作，不斷蒸發和冷凝，最終就可以將A分離出來。過程控制系統與儀表第10章精餾塔的控制要求保證產品質量保證平穩生產滿足約束條

3、件節能要求和經濟性精餾塔的操作情況必須從整個經濟收益來衡 量。在精餾操作中，質量指標、產品回收率和能量 消耗均是要控制的目標。其中質量指標是必要條 件，在優先保證質量指標的前提下，應使產品產量 盡量高一些，能量消耗盡可能低一些。過程控制系統與儀表第10章10.1.2.2精餾塔的干擾因素特性 圖 10.2 表示精餾塔物料流程圖。進料F從精餾塔中段某一塔 板上進入塔內，這塊 塔板就稱為進料板。 進料板將精餾塔分為 上下兩段，進料板以 上部分稱精餾段；進 料板以下部分稱提餾 段。過程控制系統與儀表第10章精餾塔運行過程中，影響其質量指標和平穩 生產的主要干擾有以下幾種：1進料流量F的波動精餾塔進料量

4、F往往是由上一道生產工序所決 定，如果一定要使精餾塔進料量F 恒定，就必須 要設置中間貯槽進行緩沖。現在精餾工藝是盡可 能減小或取消中間貯槽，采取在上一道工序設置 液位均勻控制系統控制出料流量，使精餾塔的進 料流量F比較平穩，避免F的劇烈變化。過程控制系統與儀表第10章進料成分ZF的變化進料成分ZF是由上一道工序出料或原料情況 決定的 。進料溫度TF和進料熱焓QF的變化一般情況下進料溫度是比較穩定的，如果進 料溫度TF變化較大，為了維持塔內的熱量平衡和 穩定運行，在單相進料時采用進料溫度控制可克 服這種干擾，然而在多相進料時，進料溫度恒定 并不能保證其熱焓值QF穩定。過程控制系統與儀表第10章

5、4再沸器加熱劑輸入熱量的變化當加熱劑是蒸汽時，通過再沸器輸入精餾塔 的熱量擾動往往是由蒸汽壓力變化所引起的。 5冷卻劑在冷凝器內吸收熱量的變化冷卻劑吸收熱量的變化主要是由冷卻劑的壓 力或溫度變化引起的。冷卻劑的溫度一般變化較 小，而流量的變化大多是由壓力波動的引起。6環境溫度的變化過程控制系統與儀表第10章10.1.3精餾塔控制方案不同精餾塔生產工藝、產品質量標準不一 樣，對控制的要求各不相同，因而精溜塔控制方 案較多。下面對常見的幾種方案進行分析10.1.3.1提餾段參數控制當塔底液為主要產品時，常采用提餾段溫度 作為衡量質量的間接指標，這時可選提餾段某點 溫度作為被控參數，以再沸器加熱蒸汽

6、流量為控 制變量。另外，液相進料時也常采用這類方案。過程控制系統與儀表第10章輔助控制系統： 對塔底采出量QW和塔頂餾出液QD，按物料平衡關系設有回流罐 和塔底液位控制系 統；對F進行定值控 制；為維持塔內壓力 恒定，在塔頂設置壓 力控制系統；塔頂回 流量QL采用定值控 制。過程控制系統與儀表第10章提餾段溫度控制系統具有如下特點：以提餾段溫度作為間接質量指標，能較迅 速、直接地反映提餾段產品品質。在以塔底采出 液為主要產品，往往采用提餾段溫度控制系統方 案。當干擾首先進入提餾段時，例如在液相進 料時，由進料產生的干擾首先要引起提餾段和塔 底的參數變化，故用提餾段溫度控制比較及時， 動態響應過

7、程也比較迅速。過程控制系統與儀表第10章10.1.3.2精餾段參數控制以塔頂采出液為主要產品時，往往以精餾段 的溫度作為衡量質量的間接指標，可選精餾段某 點溫度作為被控參數，以回流量QL作為控制變量 組成單回路控制系統，也可組成串級控制系統。進料量、塔壓、塔底采出量與塔頂餾出液的 控制方案與提餾段溫控時相同；再沸器加熱量應 足夠大，且維持一定，使精餾塔在最大負荷時， 能保證塔底產品的質量指標穩定在一定范圍內。過程控制系統與儀表第10章精餾段溫度控制系統的特點：用精餾段溫度作為間接質量指標能較迅速、直 接地反映提餾段產品品質。當干擾首先進入精餾段，如在汽相進料時，進 料產生的干擾首先引起精餾段和

8、塔頂的參數變 化，故用精餾段溫度控制比較及時，動態響應比 較迅速。串級控制系統的流量回路對回流罐液位與壓 力、精餾塔內壓力等干擾對回流量的影響有較強 的抑制，可實現被控參數的高精度控制。過程控制系統與儀表第10章圖10.4所示串級溫度控制系統是常見的精餾段溫度 控制方案。其主回路是以精餾段塔板溫度為被控參 數，以回流量QL作為控制變量，QL同時也是串級控制 系統的副參數。過程控制系統與儀表第10章以提餾段溫度(或精餾段溫度)作為衡量質量 指標的間接被控參數，當分離的產品純度較高 時，塔底 (或塔頂溫度)變化很小。為了及時、精 確的檢測和控制產品質量，要求溫度檢測儀表有 很高的測量精度和靈敏度。

9、若將溫度傳感器安裝 在塔底以上（或塔頂以下）的靈敏塔板上，以靈 敏板的溫度作為被控參數，可以取得滿意的檢測 和控制效果。所謂靈敏板，是指出現擾動時，溫度變化最 大的那塊塔板。以靈敏板溫度作為被控參數有利 于提高控制精度。過程控制系統與儀表第10章10.1.3.3精餾塔的溫差控制及雙溫差控制在產品純度要求很高，塔頂、塔底產品的沸 點差別又不大、塔內壓力存在波動時，常用溫差 控制系統，采用溫差作為衡量精餾產品質量指標 的間接參數，以提高控制質量，滿足工藝要求。在選擇溫差信號時，如果塔頂（塔底）采出 量為主要產品，可將一個檢測點放在塔頂或其稍 下位置（塔底或其稍上位置），并將對應的塔板 稱為參照板；

10、另一個檢測點放在靈敏板附近，即 濃度和溫度變化較大的位置，然后取上述兩測點 的溫度差T作為被控參數。過程控制系統與儀表第10章溫差控制雖可以克服由于塔內壓力波動對塔 頂或塔底產品質量的影響，但是還存在一個問 題，就是當負荷變化時，上升蒸汽流量發生變 化，引起塔板間的壓降變化。隨著負荷增大，塔 板間的壓降增大引起的溫差也將增大，溫差和組 分之間的對應關系就要變化。在這種情況下，可 以采用如圖10.5所示的雙溫差控制系統，實現對 高純度精餾產品的質量控制。下面分析雙溫差控 制系統的工作原理。過程控制系統與儀表第10章圖 10.5精餾塔雙溫差控制系統流示意圖過程控制系統與儀表第10章在進料組分基本穩

11、定的情況下，負荷變化引 起的塔內上升蒸汽流量變化會使塔板之間的壓降 變化，而靈敏板與參照板之間壓降變化又會引起 參照板溫度與靈敏板溫度之間溫差變化。如果控 制系統能夠使兩個參照板與兩個靈敏板之間的溫 差相等，就能夠消除負荷擾動的影響，達到質量 控制的目的，這就是雙溫差控制的依據。雙溫差控制也稱溫差差值控制。雙溫差控制 就是分別在精餾段和提餾段上選擇溫差信號，然 后將兩個溫差信號相減作為調節器測量信號。過程控制系統與儀表第10章10.1.3.4塔頂與塔底兩端產品質量控制圖10.6所示為塔頂 和塔底產品質量控制方 案。以塔底溫度作為塔 底產品間接質量指標， 以塔頂溫度作為塔頂產 品間接質量指標。通

12、過 回流量控制塔頂溫度； 以塔底再沸器加熱蒸汽 量控制塔底溫度，保證 產品成分。過程控制系統與儀表第10章輔助控制回路實現對塔底液位、回流罐液位、 進料流量等輔助參數和擾動因素的控制；當控制精 度要求較高或加熱蒸汽壓力、回流罐壓力與液位波 動較大時，可以流量為副參數構成串級控制系統， 以提高控制品質。當改變塔頂回流量時，會影響塔頂產品組分和 塔底產品組分的變化。同理，當控制塔底的加熱蒸 汽流量時，將引起塔內溫度的變化，不但使塔底產 品組分產生變化，同時也將影響到塔頂產品的組 分，顯然，兩個控制系統之間存在著密切的關聯。過程控制系統與儀表第10章當控制系統間關聯不 嚴重時，可以通過調節器 參數整

13、定，使兩個回路間 的工作頻率相差大一些， 減弱兩個回路的關聯。在 控制系統間密切關聯，必 須設計解耦環節對兩個控 制系統進行解耦。設計如 圖10.7所示的兩端產品成分 解耦控制方案。過程控制系統與儀表第10章這個方案的設計思想是：回流量的變化只影響塔 頂組分，回流量對塔底組分的影響可通過解耦環節 N21(s)，使蒸汽閥門及時動作予以補償；同樣，蒸汽量 的變化只影響塔底組分，而它對塔頂組分的影響通過 另一個解耦環節N12(s)，使回流閥預先動作，予以補 償，從而實現了兩端產品質量的解耦控制。10.1.3.5按產品成分或物性的精餾塔直接控制利用成分分析儀表，直接檢測產品成分作為被控 參數，用回流量

14、（或再沸器加熱量）作為控制變量， 組成成分控制系統，可實現按產品成分的直接控制。過程控制系統與儀表第10章10.2工業鍋爐自動控制系統鍋爐是發電、煉油、化工等工業部門的重要 能源、熱源動力設備。按所用燃料分類，有燃煤 鍋爐、燃油鍋爐、燃氣鍋爐，還有利用殘渣、殘 油、釋放氣等為燃料的鍋爐。按所提供蒸汽壓力 不同，又可分為常壓鍋爐、低壓鍋爐、中壓鍋 爐、高壓鍋爐、超高壓鍋爐、亞臨界壓力鍋爐、 超臨界壓力鍋爐等類型。雖然不同類型的鍋爐的 燃料種類和工藝條件各不相同，但蒸汽發生系統 和蒸汽處理系統的工作原理是基本相同的。過程控制系統與儀表第10章從圖10.8的工藝流程可 以看出，鍋爐系統主要的被 控參

15、數有汽包水位、過熱蒸 汽壓力、過熱蒸汽溫度、爐 膛負壓、燃空配比；主要 的控制變量有：鍋爐給水、 燃料量、減溫水流量、送風 量。這些被控參數和控制變 量之間相互影響的關系相當復雜。圖10.8 鍋爐工藝流程圖過程控制系統與儀表第10章鍋爐的控制可劃分為下面幾個控制子系統：汽包水位控制系統水位控制系統使鍋爐給水量與鍋爐的蒸發量 相適應，維持汽包中水位在工藝允許的范圍內。過熱蒸汽溫度控制系統將過熱器出口蒸汽溫度控制在在所要求的范圍 之內，并保證管壁溫度不超過允許的溫度上限。燃燒控制系統使燃料燃燒產生的熱量適應鍋爐負荷的需 要；使燃料量與空氣量之間滿足一定比例，以保 證經濟燃燒；使引風量與送風量相適應

16、，以保持 爐膛負壓穩定。過程控制系統與儀表第10章鍋爐汽包水位系 統流程如圖10.9所示。水位控制的任務是使給 水量與鍋爐蒸發量相適 應，維持汽包中水位在 工藝規定的范圍內。汽 包水位控制也稱鍋爐給 水控制。過程控制系統與儀表第10章10.2.1.1汽包水位控制系統的被控參數與控制變量選擇 汽包水位控制系統可直接選擇汽包水位作為被控參數。影響汽包水位變化的因素有給水量變化、蒸氣 流量變化、燃料量變化、汽包壓力變化等。汽包壓力變化通過汽包壓力升高時的“自凝結”和 壓力降低時的“自蒸發”過程影響水位。燃料量的變化 要經過燃燒系統變成熱量后，才能為水吸收，繼而影 響汽化量并改變水位。因此燃料量也不能

17、作為汽包水 位的控制變量。只有鍋爐給水量可作為汽包水位的控 制變量。過程控制系統與儀表第10章10.2.1.2汽包水位動態特性1蒸氣流量對汽包水位的影 響在其它條件不變的情況 下，蒸氣流量突然增加，會使 汽包的物料平衡發生變化，汽 包瞬時流出水量大于流入量， 汽包存水量減少。圖10.10中 的H1(t)表示將汽包當作非自 衡單容對象看待時，汽包水位 對蒸汽流量的階躍響應曲線。DD0HH0D(t)2H (t)H(t)H1(t)tt圖10.10 蒸汽流量階躍干擾 汽包水位響應曲線過程控制系統與儀表第10章汽包內部的水、汽變化過程，壓力下降而非水 量增加（水量實際上在減少）導致汽包水位上升 的現象稱

18、為“虛假水位”現象。由于汽包壓力下 降，導致汽包液位上升對應的虛假水位階躍響應 曲線如圖10.10中的H2(t)所示。在蒸汽流量增加（D）時，水位變化的實 際階躍響應曲線應如圖10.10中的H (t)所示。由 于虛假水位現象，在開始階段水位先上升下降。 蒸汽流量D突然增加時，實際水位的變化H(t) 為 H1(t) 與H2(t)的疊加，即過程控制系統與儀表第10章H (t)H1(t)十H2(t)（10.1）用傳遞函數來描述可以表示為K2T2 s 1H (s) H1 (s) H 2 (s) - fD(s)D(s)D(s)s（10.2）式中，f為蒸汽流量作用下，階躍響應曲線 的斜率（工程上也稱飛升速

19、度）；K2、T2分別為只考慮水面下汽泡體積變化所引起的水位變化H2(t)的放大倍數和時間常數。虛假水位變化大小與鍋爐的工作壓力和蒸發量有關 。對于這種假水位現象，在設計方案時必須特別注 意。過程控制系統與儀表第10章2給水流量對水位的影響在給水流量增加時，水位階躍響應曲線如圖10.11中 H(t)所示。如果把汽泡水位對給水的響應看作無自 衡單容過程，汽包水位的階躍響應曲線如圖10.11中H1(t)所示。水中汽泡總體積減小導致水 位變化的階躍響應曲線如圖10.11中 H2(t)所示。實際水位變化H(t)是H1(t)與H2(t) 的疊 加，即D0GG(t)G0tHH0t0t0+H2(t)tH1(t

20、)H(t)圖10.11 給水流量階躍 干擾下汽包水位響應曲線過程控制系統與儀表第10章H (t)H1(t)十H2(t)（10.3）用傳遞函數來描述可以表示為 H ( s ) =H 1 ( s ) +H 2 ( s ) = 0-K 1G ( s )G ( s )G ( s )sT1 s + 1（10.4）用一階模型近似時，可表示為：e - sH ( s ) = 0G ( s )s式中，0為給水流量作用下，階躍響應曲線的斜 率；為純滯后時間。給水溫度越低，純滯后時間 越大。一般約在 15100 s之間。過程控制系統與儀表第10章10.2.1.3鍋爐汽包水位控制系統幾種基本結構1單沖量汽包水位控制系

21、統以汽包水位為被控參數，給水量作為控制變量可構成圖10.12的單回路水位控制系統，工程上也稱為單沖 量控制系統，圖10.13為單沖量控制系統框圖。圖10.13單沖量水位控制系統框圖過程控制系統與儀表第10章2雙沖量汽包水位控制系統汽包水位的主要干擾是蒸汽流量變化。利用 蒸汽流量變化信號對給水量進行補償控制這種思 路設計的雙沖量液位控制系統如圖10.14所示，系 統框圖如圖10.15所示。D+ _u1_+u圖10.15 雙沖量液位控制系統框圖過程控制系統與儀表第10章U = u + c1 u1 + c0（10.5）式中，u為調節器的輸出值，u1為蒸汽流量變送器輸 出的蒸汽流量值；c0為初始偏置，

22、c1為加法器的系數 ；U為加法器輸出值。圖10.14中的加法器將調節器的輸出信號和蒸汽 流量變送器的信號求和以后，控制給水調節閥的開 度，調整給水量。加法器的具體運算功能如下：過程控制系統與儀表第10章3三沖量汽包水位控制系統在雙沖量水位控制系統的基礎上，將給水流量 信號作為副參數，構成如圖10.16所示的三沖量水位 控制系統，對應的控制系統框圖如圖10.17所示。汽包水位是主參數，也 稱主沖量；給水流量為副參 數，蒸汽流量是前饋補償的主 要擾動，給水流量與蒸汽流 量也稱為輔助沖量，從圖10.17可以看出，這是一個前饋 串級復合控制系統。過程控制系統與儀表第10章圖10.17 三沖量液位控制系

23、統框圖單級三沖量水位控制系統只有一臺調節器和 一臺加法器。加法器可接在調節器之前，如圖 10.18（a）所示，也可接在調節器之后，如圖10.18（b）所示（二圖中的加法器正負號是采用氣關式調節閥及正作用調節器的情況）。過程控制系統與儀表第10章過程控制系統與儀表第10章10.2.2鍋爐蒸汽溫度控制系統鍋爐出口的過熱蒸氣溫度是蒸氣重要的質量 指標，直接關系到設備的安全和系統的生產效 率。鍋爐水氣系統流程示意圖如圖10.19所示。蒸氣溫度控制系統可直 接選擇過熱蒸氣溫度作 為被控參數。影響影響熱 蒸氣出口溫度的擾動因 素主要有蒸氣流量D、煙 氣熱量QH、減溫水流量QW。過程控制系統與儀表第10章選

24、擇減溫水流量QW作 為蒸氣溫度控制系統的控 制變量。減溫水出現價躍擾動（QW)時，過熱蒸氣溫 度的響應曲線如圖10.20（b）所示，其傳遞函數可用一階慣性加滯后的形 式近似： ( s ) = Ke - sQw ( s )Ts + 1（10.6）過程控制系統與儀表第10章當減溫水出現階躍擾動時，過熱器入口溫度2的響應曲線如圖10.20（c）所示，如果用一階 慣性加滯后近似其傳遞函數：e - 2 sQ w ( s ) 2 ( s )=K 2T 2 s + 1（10.7）用能較快地反映擾動和調節作用的過熱器入 口溫度2作為副（控）參數，構成如圖10.21所示的串級控制系統，則控制品質可大為改善，串級

25、 控制系統框圖見圖10.22所示。過程控制系統與儀表第10章過程控制系統與儀表第10章雙信號蒸汽溫度 控制系統。控制系統 如圖10.23所示，其系 統框圖如圖10.24所 示。過程控制系統與儀表第10章10.2.3鍋爐燃燒過程控制系統燃燒過程的自動控制系統要完成以下任務 ：保持鍋爐輸出蒸汽壓力穩定調節送風量F與燃料量M的比例，保證燃燒的 經濟性保持鍋爐爐膛負壓穩定鍋爐燃燒過程控制三個調節系統的被控參數：鍋 爐蒸汽壓力PM、過剩空氣系數、爐膛負壓Pf分別 對應三個控制變量：燃料量M、送風量F、排煙量Y，燃燒控制系統是一個多輸入多輸出控制系統。過程控制系統與儀表第10章10.2.3.1蒸氣壓力PM的動態特性與燃料控制系統 當鍋爐燃料熱量（燃料量或燃料發熱量）增加時，爐膛熱量增加，汽包壓力增大，使蒸氣流 量D增加，進而使蒸氣壓力PM增大，最后達到新 的平衡。在燃料熱量擾動u的作用下，蒸氣流量D和蒸氣壓力PM的階躍響應如圖10.25（a）、（b）所示。過程控制系統與儀表第10章從圖10.25（b）可以 看出，在其它條件不變 時，蒸氣壓力變化反映了 鍋爐燃料熱量的變化。反過來，通過改變燃料熱量