李 軍，王純正，馬占華，孫蘭義

（1 中國(guó)石油大學(xué)化學(xué)工程學(xué)院，山東 青島266580；2 華東師范大學(xué)化學(xué)系，上海200062）

隔壁塔是內(nèi)部完全熱耦合塔，在精餾過(guò)程中避免中間組分的返混效應(yīng)，且實(shí)現(xiàn)隔壁頂部和底部進(jìn)料物流的完全匹配，從而極大地提高熱力學(xué)效率[1]。研究表明，對(duì)不同的分離體系，隔壁塔可節(jié)約10%～60%的能耗，減少10%～50%的設(shè)備投資[2-4]。然而，隔壁塔從其概念的提出到其工業(yè)化應(yīng)用經(jīng)歷了很長(zhǎng)時(shí)間，其主要是隔壁塔具有很多的自由度，導(dǎo)致它難于設(shè)計(jì)與控制[5]，以致于長(zhǎng)期以來(lái)隔壁塔的控制問(wèn)題是限制其工業(yè)應(yīng)用的一個(gè)瓶頸。

盡管人們對(duì)精餾控制過(guò)程做了深入的研究，但是對(duì)隔壁塔控制的研究卻很少，研究者選擇不同的體系采用不同的控制策略，往往得出不一樣甚至是矛盾的結(jié)論。Wolff 等[6]在乙醇、丙醇、丁醇體系下采用非線(xiàn)性工具進(jìn)行動(dòng)態(tài)模擬，結(jié)果表明隔壁塔易于控制，而當(dāng)產(chǎn)品純度設(shè)定有微小改變時(shí)控制效果卻很差，他們提出采用液相分配比來(lái)解決這個(gè)問(wèn)題。Wang 等[7]采用溫度控制代替組成控制策略，采用預(yù)分餾塔單溫度控制點(diǎn)和主塔雙溫度控制點(diǎn)的三溫度控制回路，結(jié)果表明，該模型對(duì)于進(jìn)料流率干擾控制效果好，但不能很好地控制進(jìn)料組成干擾，他們推薦采用溫度組成串級(jí)控制來(lái)解決這個(gè)問(wèn)題。Ling等[8]對(duì)比了傳統(tǒng)工藝與隔壁塔工藝的控制效果，并提出需要控制液相分配比來(lái)實(shí)現(xiàn)能量最小化。Serra等[9]在虛擬假設(shè)的體系下，研究了不同變量之間的匹配，結(jié)果標(biāo)明PI 控制模型具有較好的可控性而模型預(yù)測(cè)控制DMC 則具有較多的限制條件，同時(shí)指出控制性能的好壞與隔壁塔的設(shè)計(jì)有關(guān)。

芳烴是重要的有機(jī)化工原料，其分離在整個(gè)生產(chǎn)過(guò)程中所占的能耗約為45%，如何降低三苯（苯、甲苯、二甲苯，簡(jiǎn)稱(chēng)BTX）分離過(guò)程的能耗與投資是我國(guó)芳烴工業(yè)一個(gè)亟待解決的問(wèn)題，而將隔壁塔應(yīng)用于BTX 分離系統(tǒng)可以降低能耗和投資。本文作者利用Aspen Plus 建立隔壁塔分離BTX 流程，并在Aspen Dynamic 平臺(tái)上研究隔壁塔的控制策略和動(dòng)態(tài)特性，為隔壁塔在該體系的推廣奠定基礎(chǔ)。

1 隔壁塔分離BTX 的工藝流程

隔壁塔分離BTX 系統(tǒng)流程如圖1 所示，該塔由預(yù)分餾段、公共精餾段、側(cè)線(xiàn)抽出段和公共提餾段四部分組成（圖1）。在Aspen Plus 中建立隔壁塔的Radfrac 兩塔模型（圖2），過(guò)程的主要操作及設(shè)備參數(shù)見(jiàn)表1，并將其導(dǎo)入動(dòng)態(tài)模擬軟件Aspen Dynamic，后添加隔壁塔控制回路，分析其在進(jìn)料流量和進(jìn)料組成干擾下的動(dòng)態(tài)特性。

1.1 設(shè)計(jì)規(guī)定

圖1 隔壁塔結(jié)構(gòu)

圖2 隔壁塔的Radfrac 兩塔模型

表1 優(yōu)化后的兩塔模型參數(shù)

要求苯、甲苯和二甲苯產(chǎn)品的摩爾分?jǐn)?shù)分別不低于0.990、0.996 和0.975，將調(diào)節(jié)時(shí)間TS和產(chǎn)品純度最大摩爾偏差A(yù) 作為評(píng)價(jià)控制系統(tǒng)的品質(zhì)指標(biāo)，TS為從加入干擾到滿(mǎn)足式（1）且3 個(gè)產(chǎn)品純度30 min 內(nèi)保持不變的一段時(shí)間，A 為從加入干擾到穩(wěn)定后3 個(gè)產(chǎn)品純度偏離其設(shè)定值的最大偏差。

1.2 自由度分析

隔壁塔結(jié)構(gòu)確定以后，經(jīng)自由度分析，BTX 分離過(guò)程有8 個(gè)操作型自由度，分別是冷凝器負(fù)荷QC、塔頂抽出量D、塔底抽出量B、側(cè)線(xiàn)抽出量S、回流量L、再沸器負(fù)荷V、液相分配比βL和氣相分配比βg，其中氣相分配比指從公共提餾段流向預(yù)分餾段和側(cè)線(xiàn)抽出段的氣相摩爾比，它是由水力學(xué)條件（壓力降和流動(dòng)阻力）所決定的，因此不能作為一個(gè)操縱變量進(jìn)行控制，實(shí)際只有7 個(gè)被控變量。其中液相分配比βL指從公共精餾段抽出的液相進(jìn)行再分配進(jìn)入預(yù)分餾段和側(cè)線(xiàn)抽出段的液相摩 爾比。

1.3 PID 參數(shù)整定

隔壁塔的被控變量和操縱變量之間的非線(xiàn)性很強(qiáng)，控制回路的關(guān)聯(lián)和耦合度非常大，本研究按照控制回路響應(yīng)程度大小依次整定PID 參數(shù)，順序?yàn)樗桩a(chǎn)品回路、塔頂產(chǎn)品回路和側(cè)線(xiàn)產(chǎn)品回路，先由繼電反饋法計(jì)算最終增益Ku和最終周期Pu，然后用Tyreus-Luyben 準(zhǔn)則（KC=Ku/3，TI=2Pu）計(jì)算得到PI 控制規(guī)律的比例增益KC和積分時(shí)間TI，此外，規(guī)定組分控制器純滯后為5min，溫度控制器純滯后為1min。

2 隔壁塔控制性能

2.1 4 種典型組成控制策略的動(dòng)態(tài)特性

在不考慮βL的前提下，通過(guò)QC控制塔頂壓力，通過(guò)D 或L 控制回流罐液位，通過(guò)B 或V 控制塔底液位，剩下的3 個(gè)操作變量控制3 個(gè)產(chǎn)品純度（組成控制），這樣可以形成4 種典型的控制策略，如圖3 所示。采用L 和V 分別控制回流罐液位和塔底液位，用D、S 和B 分別控制苯、甲苯和二甲苯產(chǎn)品純度，該控制策略即為L(zhǎng)V/DSB，此外還有DB/LSV、DV/LSB 和LB/DSV 控制策略。

由表2 得，DV/LSB 的TS最長(zhǎng)且A 最大，而LV/DSB 的TS較短且A 最小。根據(jù)傳統(tǒng)精餾塔的控制經(jīng)驗(yàn)，當(dāng)回流比大于3 時(shí)，宜采用回流量代替塔頂抽出量來(lái)控制塔頂液位[9]，本模擬中液相回流比和氣相回流比分別為9.58 和8.16，應(yīng)選擇L 和V 控制塔頂和塔底液位，這與模擬結(jié)果一致，LV/DSB是4 種典型控制策略中較好的一種。

圖3 隔壁塔的LV/DSB 控制結(jié)構(gòu)

LV/DSB 控制策略的動(dòng)態(tài)特性如圖4 和圖5 所示。由圖4 可知，進(jìn)料流率增加10%時(shí)，塔頂苯的純度產(chǎn)生了一個(gè)小波峰后很快恢復(fù)到設(shè)定值，苯的純度增加，正調(diào)節(jié)作用使塔頂抽出量增大，然后苯的純度又逐漸降低至設(shè)定值。二甲苯的純度產(chǎn)生了兩個(gè)小波谷，干擾時(shí)增加的液相進(jìn)料量很快流向塔底，導(dǎo)致塔底產(chǎn)品純度降低，塔底抽出量先減小后增大并使二甲苯產(chǎn)品純度增大至設(shè)定值，進(jìn)料流率干擾對(duì)甲苯的純度影響較小。由圖5 可知，進(jìn)料甲苯組成增加10%時(shí)，苯和二甲苯產(chǎn)生兩個(gè)波谷后增大至設(shè)定值，其變化趨勢(shì)相同，而甲苯純度的波動(dòng)較小。

表2 4 種典型控制策略的控制評(píng)價(jià)

圖4 LV/DSB 對(duì)于進(jìn)料流率波動(dòng)的動(dòng)態(tài)響應(yīng)

圖5 LV/DSB 對(duì)于進(jìn)料甲苯組成波動(dòng)的動(dòng)態(tài)響應(yīng)

2.2 不同的LV/DSB 控制策略

2.2.1 采用溫度控制點(diǎn)的LV/DSB

在組成控制LV/DSB 的基礎(chǔ)上，采用溫度控制代替組成控制，應(yīng)用Luyben[10]的斜率準(zhǔn)則選出3 個(gè)靈敏板，通過(guò)D、S 和B 分別控制公共精餾段（主塔第9 塊）、側(cè)線(xiàn)抽出段（主塔第11 塊）和公共提餾段（主塔第39 塊）的一個(gè)溫度控制點(diǎn)，從而間接的保證3 個(gè)產(chǎn)品純度，仍采用L 和V 分別控制塔頂和塔底液位。圖6 為進(jìn)料流率波動(dòng)時(shí)隔壁塔的動(dòng)態(tài)響應(yīng)。由圖7 得，當(dāng)進(jìn)料組成增加10%時(shí)，甲苯純度先小幅增大后迅速降低，偏差最大時(shí)甲苯產(chǎn)品組成為XB=0.001、XT=0.977 和XX=0.022，其主要雜質(zhì)為二甲苯，二甲苯從公共提餾段流向抽出段，而這種波動(dòng)對(duì)第11 塊塔板溫度影響不大，即主塔第11塊塔板溫度不能保證甲苯產(chǎn)品純度。原因在于，中間產(chǎn)品甲苯的雜質(zhì)可能是苯或者二甲苯，采用抽出段上部溫度控制點(diǎn)只能控制輕組分雜質(zhì)的量，采用抽出段下部的溫度控制點(diǎn)只能控制重組分雜質(zhì)的含量，側(cè)線(xiàn)單溫度控制點(diǎn)不能保證甲苯產(chǎn)品純度。

圖6 LV/DSB 對(duì)于進(jìn)料流率波動(dòng)的動(dòng)態(tài)響應(yīng)

圖7 LV/DSB 對(duì)于進(jìn)料甲苯組成波動(dòng)的動(dòng)態(tài)響應(yīng)

2.2.2 溫度組成聯(lián)合控制的LV/DSB

鑒于甲苯產(chǎn)品溫度控制回路不能保證其產(chǎn)品純度，因此提出溫度組成聯(lián)合控制策略，通過(guò)D、B 分別控制公共精餾段（主塔第9 塊）、公共提餾段（主塔第39 塊）的一個(gè)溫度控制點(diǎn)，通過(guò)S 直接控制甲苯產(chǎn)品純度，即采用組成控制策略控制甲苯產(chǎn)品純度，仍采用L 和V 分別控制塔頂和塔底液位。由圖8 和圖9 得，與溫度控制策略相比，該方案有效保證了甲苯產(chǎn)品純度，兼有溫度控制和組成控制策略的優(yōu)點(diǎn)，溫度控制滯后小、調(diào)節(jié)迅速平穩(wěn)，組成控制沒(méi)有余差、調(diào)節(jié)準(zhǔn)確，而苯和二甲苯產(chǎn)品純度控制有一定的余差。

2.2.3 溫度組成串級(jí)控制的LV/DSB

將3 個(gè)組成控制作為主回路和3 個(gè)溫度控制作為副回路，從而分別形成3 個(gè)串級(jí)控制，仍采用L和V 分別控制塔頂和塔底液位。由圖10 和圖11 得，該方案的動(dòng)態(tài)特性具有溫度組成聯(lián)合控制策略的優(yōu)點(diǎn)，同時(shí)保證3 個(gè)產(chǎn)品純度控制都沒(méi)有余差。

2.2.4 不同LV/DSB 控制策略的對(duì)比

表3 中控制策略1、2、3 和4 分別為典型的LV/DSB、采用溫度控制點(diǎn)的LV/DSB、溫度組成聯(lián)合控制的LV/DSB 和溫度組成串級(jí)控制的LV/DSB。由表3 可知，加入溫度控制回路后，由于其純滯后時(shí)間僅為1 min，使得TS大大縮短，A 也有所降低?？刂撇呗? 的TS較小、A 最小，且其調(diào)節(jié)過(guò)程較為平穩(wěn)，在精餾塔內(nèi)產(chǎn)生的波動(dòng)小，因此該方案控制效果最好。

3 結(jié) 論

（1）在BTX 分離體系下，采用PID 控制規(guī)律，應(yīng)用繼電反饋法和Tyreus-Luyben 準(zhǔn)則進(jìn)行PID 參數(shù)整定，在Aspen Dynamic 平臺(tái)上系統(tǒng)地分析了DB/LSV、DV/LSB、LB/DSV 和LV/DSB 4 種典型組成控制策略的動(dòng)態(tài)特性，其中LV/DSB 的控制效果較好。

圖8 LV/DSB 對(duì)于進(jìn)料流率波動(dòng)的動(dòng)態(tài)響應(yīng)

圖9 LV/DSB 對(duì)于進(jìn)料甲苯組成波動(dòng)的動(dòng)態(tài)響應(yīng)

圖10 LV/DSB 對(duì)于進(jìn)料流率波動(dòng)的動(dòng)態(tài)響應(yīng)

圖11 LV/DSB 對(duì)于進(jìn)料甲苯組成波動(dòng)的動(dòng)態(tài)響應(yīng)

表3 不同控制策略的控制評(píng)價(jià)

（2）研究了不同LV/DSB 的組成溫度控制策略，其中溫度組成串級(jí)控制的LV/DSB 對(duì)隔壁塔的控制效果最好，其調(diào)節(jié)時(shí)間TS最長(zhǎng)為2.97 h、最大偏差A(yù) 為0.0015。此外，由于中間產(chǎn)品的主要雜質(zhì)可能是輕組分或重組分，側(cè)線(xiàn)抽出段溫度控制回路不能保證中間產(chǎn)品的純度，所以?xún)H采用單溫度控制回路不能對(duì)隔壁塔進(jìn)行有效的控制。

（3）BTX 分離隔壁塔控制策略的實(shí)現(xiàn)，證明隔壁塔是可控的，克服了隔壁塔難于控制的瓶頸，使隔壁塔在相似體系的推廣成為可能。

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