化工过程及设备基本知识
化工过程及设备基本知识
本章考核要点
*了解流体输送基础知识、压缩机、离心泵
*了解传热及换热知识，换热器、加热炉
*了解化工反应基础知识、反应器
*了解精馏及蒸馏知识
*了解电机、电气控制技术
*熟悉掌握P&ID图
*熟悉电工技术基础知识
*熟悉电路基础、直流电路、三相交流电路
化工生产过程是由一系列基本单元操作的设备和装置组成的生产流程来完成的。按照化工生产过程中的物理和化学变化来分，这些单元操作主要有动量传递过程、热量传递过程、质量传递过程和化学反应过程。操作设备种类繁多，控制方案也千差万别。本书选择一些典型的设备为例，探讨其基本的控制方案。
一、流体输送设备的控制
在化工生产过程中，各种物料大多是在连续流动状态下进行传热，或进行传质和化学反应。输送的物料流和能量流称为流体。流体通常有液体和气体之分，有时固体物料也通过流态形式在管道中输送。流体输送的过程实质是一个动量传递的过程，流体在管道内流动，从泵或是压缩机等输送设备获得能量，以克服流动阻力。用于输送流体和提高流体压头的机械设备统称为流体输送设备。其中输送液体和提高其压头的机械称为泵，而输送气体并提高其压头的机械称为压缩机。
(一)离心泵的控制
离心泵是最常见的液体输送设备。它主要是由叶轮和机壳组成，叶轮在原动机带动下作高速旋转运动。离心泵的出口压头由旋转叶轮作用于液体而产生离心力，转速越高，离心力越大，压头也越高；因离心泵的叶轮与机壳之间存在有空隙，所以当泵的出口阀完全关闭时，液体将在泵体内循环，泵的排量为零，压头接近最高值。此时对泵所做的功被转化为热能而散发，同时也使泵内液体温度升高。所以，离心泵不宜长时间关闭出口阀。随着排量逐渐增大，泵所能提供的压头慢慢下降。
离心泵流量控制的目的是要将泵的排出流量恒定于某一给定的数值上。离心泵的流量控制主要有三种方法。
1.直接节流法
即直接改变节流阀的开度，从而改变控制阀两端节流损失压头h,造成管路特性变化，以达到控制目的。图2-1表示了这种控制方案和泵系统工作点的移动情况。在一定转速下，离心泵的排出流量Q与泵产生的压头H有一定的对应关系。在不同流量下，泵所能提供的压头是不同的，曲线A称为泵的流量特性曲线。泵提供的压头必须与管路上的阻力相平衡才能进行操作。克服管路阻力所需压头大小随流量的增加而增加，如曲线1所示。曲线1称为管路特性曲线。曲线A与曲线1的交点C₁即为进行操作的工作点。此时泵所产生的压头正好用来克服管路的阻力，C₁点对应的流量Q₁即为泵的实际出口流量。
当控制阀开启度发生变化时，由于转数是恒定的，所以泵的特性没有变化，即图2-1(a)中的曲线A没有变化。但管路上的阻力却发生了变化，即管路特性曲线不再是曲线1,随着控制阀的关小，可能变为曲线2或曲线3了。工作点就由C₁移向C₂或C₃,出口流量也由Q改变为Q₂或Q₃。以上就是通过控制泵的出口阀开启度来改变排出流量的基本原理。
采用本方案时，要注意控制阀一般应该安装在泵的出口管线上，而不应该安装在泵的吸入管线上(特殊情况除外)。若阀装在泵的吸入管道上，由于控制阀两端节流捌失压头的存在，使泵的入口压力比无阀时要低，从而可能使流体部分气化。造成泵的出口压力降低，排量下降，甚至使排量等于零，这种现象叫做“气缚”;或者所夹带的部分气化产生的气体到排出端后，因受到压缩会重新凝聚成液体，对泵内机件产生冲击，情况严重时会损坏叶轮和机壳，这种现象叫做“气蚀”。控制阀一般宜装在检测元件(如孔板)的下游，这样将对保证测量精度有好处。此外，控制阀两端的压差h,随阀开度的变化而变化。开度增大，流量增加，但hv,反而减小。
采用直接节流法的方案简单可行，是应用最为广泛的方案。但是，此方案总的机械效率较低，特别是控制阀开度较小时，阀上压降较大，对于大功率的泵，损耗的功率相当大，因此是不经济的。
2.控制泵的转速
这种控制方案以改变泵的特性曲线，移动工作点，来达到控制流量的目的。图2-2表示这种控制方案及泵特性变化改变工作点的情况。当泵的转速改变时，泵的流量特性曲线会发生改变。图2-2(a)中曲线1、2、3表示转速分别为n₁、n₂、n₃时的流量特性，且有n₁>n₂>n₃。在同样的流量情况下，泵的转速提高会使压头H增加。在一定的管路特性曲线B的情况下，减小泵的转速，会使工作点由C,移向C₂或C₃,流量相应也由Q₁减少到Q₂或Q₃。
这种方案从能量消耗的角度来衡量最为经济，机械效率较高。但调速机构一般较复杂，多用在蒸汽透平驱动离心泵的场合，此时仅需控制蒸汽量即可控制转速。
3.旁路法
图2-3所示为改变旁路回流量的控制方案。它是在泵的出口与人口之间加一旁路管道，让一部分排出量重新回到泵的人口。这种控制方式实质也是改变管路特性来达到控制流量的目的。当旁路控制阀开度增大时，离心泵的整个出口阻力下降，排量增加，但与此同时，回流量也随之增大，最终导致送往管路系统的实际排量减少。
显然，采用这种控制方式必然有一部分能量损耗在旁路管路和阀上，所以，机械效率也是较低的。但它具有可采用小口径控制阀的优点，因此在实际生产过程中仍有一定的应用。
(二)往复泵的控制
往复泵是常见的流体输送设备，大多用于流量较小、压头要求较高的场合，它是利用活塞在汽缸中往复活动来输送流体的。
往复泵提供的理论流量(Qm,单位为m³/h)可按下式计算
Qm = 60nFs
式中： n——每分钟的往复次数；
F——汽缸的截面积，m²;
s——活塞冲程，m。
从上式可以看出，影响往复泵出口流量变化的有n、F、s三个参数，通过改变n、F、s三个参数来控制流量。常用的流量控制方案有三种。
1.改变原动机的转速
这种方案适用于以蒸汽机或汽轮机作为原动机的场合，此时，可借助于改变蒸汽流量的方法方便地控制转速，进而控制往复泵的出口流量，加图2-4所示。当用电动机作原动机时，由于调速机构较复杂，故很少采用。
2.改变往复泵的冲程
在多数情况下，这种方法调节冲程机构较复杂，且有一定难度，只有在一些计量泵等特殊往复泵上才考虑采用。计量泵常用改变冲程来进行流量控制。冲程的调整可在停泵时进行，也有在运转状态下进行的。
3.控制泵的出口旁路
如图2-5所示，用改变旁路阀开度的方法来控制实际排出量。这种方案由于高压流体的部分能量要白白消耗在旁路上，故经济性较差。
往复泵的出口管道上不允许安装控制阀，这是因为往复泵活塞每往返一次，总有一定体积的流体排出。当在出口管线上节流时，压头H会大幅度增加。往复泵的压头与流量之间的特性曲线大体如图2-6所示。从图中可以看出，在一定的转速下，随着流量的减少压头急剧增加，因此，企图用改变出口管道阻力既达不到控制流量的目的，又极易导致泵体损坏。
二、传热设备的控制
化工生产中，传热设备的种类很多，主要有换热器、再沸器、冷凝器、加热炉及锅炉等。由于传热的目的不同，被控变量也不完全相同。在多数情况下，被控变量都是温度。
(一)换热器的控制
这里只讨论以温度作为被控变量时的各种控制方案，按传热的两侧有无相变的情况，分别讨论如下，
1.两侧均无相变的换热器控制方案
换热器的目的是为了通过改变换热器的热负荷，使工艺介质加热(或冷却)到某一温度。当换热器两侧流体在传热过程中均不发生相变时，常采用下列控制方案。
(1)控制载热体流量。
普控制载热体流量，稳定被加热介质出口温度的控制方案如图2-7所示。从传热基本方程式可以推导出控制方案的工作原理。
在忽略热损失的情况下，冷流体所吸收的热量应等于热流体放出的热量：
Q =G₁c₁(T₁-T₂)=G₂c₂(t₂-t₁)
式中： Q——单位时间内传递的热量；
G₁、G₂——分别为载热体和冷流体的热量；
C₁、c₂——分别为载热体与冷流体的比热容；
T₁、T₂——分别为载热体的入口和出口温度；
t₁、tz——分别为冷流体的入口和出口温度。
由传热定理知，热流体向冷流体的传热速率应为
Q = KFm△Tm
式中： K——传热系数；
Fm——传热面积；
△Tm——平均温差。
由于冷热流体间的传热既符合热量平衡方程，又符合传热速率方程，因此可得下列关系：
从上式可以看出，在传热面积Fm、冷流体进口流量G₂、温度t₁及比热容cz一定的情况下，影响冷流体出口温度tz的因素主要是传热系数K及平均温差△Tm。控制载流体流量实质上是改变△Tm。
改变载热体流量是应用最为普遍的控制方案，多适用于载热体流量的变化对温度影响较灵敏的场合。有时，当载热体流量较大时，载热体的进出口温差很小，控制系统进入饱和区，此时，载热体流量的改变对工艺介质出口温度的影响就很小，难以达到自动控制的目的。
(2)控制载热体旁路流量。
当载热体是工艺流体，其流量不允许变动时，可采用图2-8所示的控制方案。这种控制方案也是利用改变温差的手段来达到控制温度的目的。这里，采用三通阀来改变进入换热器的载热体流量与旁路流量的比例，这样既可以改变进入换热器的载热体流量，又可以保证载热体总流量不受影响。这种方案在载热体为工艺主要介质时，极为常见。
旁路的流量一般不用直通阀来直接进行控制，这是由于在换热器内部流体阻力小的时候，控制阀前后压降很小，这样就使控制阀的口径要选得很大，而且阀的流量特性易发生畸变。
(3)控制被加热流体自身流量。
控制阀可以安装在被加热流体进入换热器的管道上，如图2-9所示。被加热流体流量G₂越大，出口温度t₂就越低。这是因为G₂越大，流体的流速越快，与热流体换热必然不充分，出口温度一定会下降。这种控制方案只能用在工艺介质的流量允许变化的场合。
(4)控制被加热流体自身流量的旁路。
当被加热流体的总流量不允许控制，而且换热器的传热面积有余量时，可将一小部分被加热流体由旁路直接流到出口处，使冷热物料混合来控制温度，如图2-10所示。该方案实际上是一个混合过被加热流体程，所以反应迅速及时，但载热体流量一直处于高负荷下，而且要求传热面积有较大的裕量，这在通过换热器的被加热介质流量较小时是不经济的。将工艺介质部分旁路的控制方案广泛应用于过程工业能量回收系统，但具体应用时也应注意确保三通阀处于正常可调范围内，以避免被控制变量的失控。
2.载热体冷凝的换热器控制方案
利用蒸汽冷凝来加热介质的加热器，在石油、化工中经常遇到。在蒸汽加热器中，蒸汽由气相变为液相进行冷凝，放出热量，通过管壁加热工艺介质。一般有下述两种控制方案。
(1)控制载热体蒸汽的流量。
当蒸汽压力本身比较稳定时，可采用图2-11所示的控制方案。蒸汽加热器的载热体为蒸汽，通过蒸汽冷凝释放热量来加热工艺介质，使工艺介质的出口温度达到给定值。该方案控制灵敏，但要求冷凝液排出畅通以确保在加热器内的冷凝液量可忽略不计。
(2)控制冷凝液排量。
在某些场合，当被加热工艺介质的出口温度较低，采用低压蒸汽作为载热体，传热面积裕量又较大时，往往将控制阀装在凝液管线上以冷凝液流量作为操纵变量，通过调节蒸汽气相传热面积，以保持出口温度恒定，具体控制方案如图2-12所示。如果被加热物料出口温度高于给定值，说明传热量过大，可将凝液控制阀关小，凝液就会.积聚起来，减少了有效的蒸汽冷凝面积，使传热量减少，工艺介质出口温度就会降低。反之，如果被加热物料出口温度低于给定值，可开大凝液控制阀，增大有效传热面积，使传热量相应增加。
这种控制方案，由于凝液至传热面积的通道是个滞后环节，控制作用比较迟钝。当工艺介质温度偏离给定值后，往往需要很长时间才能校正过来，影响了控制质量。较有效的方法可采用图2-13所示的温度与凝液的液位串级控制方案。由于串级控制系统克服了进入副回路的主要干扰，改善了对特性，因而提高了控制品质。
3.冷却剂汽化的换热器控制方案
冷凝冷却器的载热体即冷剂，利用它们在冷凝冷却器内蒸发，吸收工艺物料的热量，以达到控制工艺物料温度的目的。基本控制方案包括两类：一类以冷剂流量为操纵变量，另一类则通过控制制冷剂气相流量来实现。当用水或空气作为冷却剂不能满足冷却温度的要求时，需要用其他冷却剂。这些冷却剂有液氨、乙烯、丙烯等。下面以液氨为例介绍控制方案。
(1)控制冷却剂的流量。
冷凝冷却器调节冷剂液相流量的控制方案如图2-14所示，该控制方案是通过改变液氨进入量来控制介质的出口温度。当工艺介质出口温度上升时，应该增加液氨进入量使氨冷器内液位上升，液体传热面积就增加，因而使传热量增加，介质的出口温度下降。该方案调节平稳，冷量利用充分，且对后续液氨压缩机的人口压力无影响；但该方案蒸发空间不能达到保证，易引起气氨带液，损坏压缩机。为此，这种控制方案带有上限液位报警，或采用如图2-15所示的工艺介质出口温度与液位串级控制系统，或选择性控制系统。
(2)控制冷剂气相流量。
冷凝冷却器调节冷剂气相排出量的控制方案如图2-16所示，其控制机理是通过调节平均温差来改变传热量，以达到控制工艺介质出口温度的目的。当控制阀的开度变化时，会引起氨冷器内汽化压力改变，于是相应的汽化温度也改变。当工艺介质出口温度升高偏离给定值时，就开大氨气出口管道上的阀门，使氨冷器内压力下降，液氨温度也就下降，冷却剂与工艺介质间的温差增大，传热量也就增大，工艺介质温度就会下降，这样就达到了控制工艺介质出口温度恒定的目的。该方案控制灵敏，但制冷系统必须允许压缩机入口压力的波动，另外冷量的利用不充分。为确保系统的正常运行，还需设置一个液位控制系统。
(二)加热炉的控制
加热炉在炼油、化工工业中是较为重要的加热设备，工艺介质在加热炉中受热升温或同时进行气化，它的温度高低将直接影响到后工序的工艺操作。如果炉温过高，不仅会使工艺介质在炉内分解、结焦，甚至可烧坏炉管，因此，炉温的控制是加热炉控制的重要内容。
1.加热炉的单回路控制方案
(1)干扰分析。
加热炉的最主要控制指标往往是工艺介质的出口温度，此温度为控制系统的被控变量，而操纵变量为燃料油或是燃料气的流量。对不少加热炉来说，温度控制指标要求相当严格，例如允许波动范围±(1～2)℃。影响炉出口温度的干扰因素包括：工艺介质方面有进料流量、温度、组分，燃料方面有燃料油(或气)的压力、成分(或热值)以及燃料油的雾化情况、空气过量情况、喷嘴的阻力、烟囱抽力等。在这些干扰因素中有些是可以控制的，有些是不可控的。为了保证炉出口稳定，对干扰应采取必要的措施。
(2)单回路控制系统分析。
图2-17所示是加热炉温度控制系统，其主要控制系统是以炉出口温度为被控变量、燃料油流量为操纵变量组成的单回路控制系统，其他辅助控制系统如下：
①进入加热炉工艺介质的流量控制系统，如图2-17中的FC控制系统；
②燃料油总压控制，总压控制一般调回油量，如图2-17中的燃料油PC控制系统；③采用燃料油时，还需加入雾化蒸汽，为此设有雾化蒸汽压力控制系统。如图2-17中的雾化蒸汽PC控制系统，以保证燃料油的良好雾化。
采用雾化蒸汽压力控制系统后，在燃料油压力变化不大的情况下是可以满足雾化要求的，目前炼厂中大多数采用这种方案。假如燃料油压变化较大时，单采用雾化蒸汽压力控制就不能保证燃料油得到良好的雾化，可以采用如下控制方案：
①根据燃料油阀后压力与雾化蒸汽，即采用压差控制，如图2-18所示；
②采用燃料油阀后压力与雾化蒸汽压力比值控制，如图2-19所示。
采用上述两种方案时，只能保持近似的流量比，还应注意经常保持喷嘴、管道、节流件等通道的畅通，以免喷嘴堵塞及管道局部阻力发生变化，引起控制系统的误动作。此外，也可采用两者流量的比值控制，虽能克服上述缺点，但所用仪表多且重油流量测量困难。采用单回路控制系统往往很难满足工艺要求，因为加热炉需要将工艺介质从几十度升温到数百度，其热负荷很大。当燃料油(或气)的压力或热值(组分)有波动时，就会引起炉出口温度的显著变化。采用单回路控制时，当加热量改变后，由于传递滞后和测量滞后较大，控制作用不及时，使炉出口温度波动较大，满足不了工艺生产要求。因此单回路控制系统仅适用于下列情况：
①炉出口温度要求不是十分严格；
②外来干扰缓慢而较小，且不频繁；
③炉膛容量较小，即滞后不大。
2.加热炉的串级控制方案
为了改善控制品质，满足生产的需要，石油化工和炼油厂中的加热炉大多采用串级控制系统。加热炉的串级控制方案，由于干扰因素以及炉子形式不同，可以选择不同的副参数，主要有以下几种。
(1)炉出口温度与炉膛温度串级控制。当主要干扰是油料油(或气)的压力、热值、烟抽力等，首先反映的是炉膛温度的变化，其次反映的是炉出口温度的变化。由于前者的滞后远小于后者，采用炉出口温度对炉膛温度串级后，就把原来滞后的对象一分为二，副回路起超前作用，能使这些干扰因素一影响到炉膛温度时，就迅速采取控制手段，这将显著改善控制质量，控制方案如图2-20所示
这种串级控制方案对下述情况更为有效，
①热负荷较大，而热强度较小，即不允许炉膛温度有较大波动，以免影响设备；②当主要干扰是燃料油或气的热值变化时，其他串级控制方案的内环无法感受；③在同一个炉膛内有两组炉管，同时加热两种物料，此时虽然仅控制一组温度，但另一组也较平稳，由于把炉膛温度作为副参数，因此采用这种方案时还应注意下述几个方面：
①应选择有代表性的炉膛温度检测点，而且要反应快，但选择较困难，特别对圆筒炉；
②为了保护设备，炉膛温度不应有较大波动，所以在参数整定时，对于副控制器不应整定得过于灵敏，且不宜加微分作用；
③由于炉膛温度较高，测温元件及其保护套管材料必须耐高温。
(2)炉出口温度与燃料油(或气)流量串级控制。
如果燃料流量的波动成为外来的主要干扰，则可以考虑采用炉出口温度对燃料油(或气)流量的串级控制，如图2-21所示。这种方案的优点是当燃料油流量发生变化后，还未影响到炉出口温度之前，其内环即先进行调节，以减小甚至消除燃料油(或气)流量的干扰，从而改善控制质量。
(3)炉出口温度与燃料油(或气)阀后压力串级控制。
若加热炉所需燃料油量较少或其输送管道较小时，其流量测量较困难，特别是当采用黏度较大的重质燃料油时更难测量。一般来说，压力测量较流量方便，因此可以采用炉出口温度对燃料油(或气)阀后压力的串级控制，如图2-22所示。
该方案应用较广。采用该方案时，应注意的是，如果燃烧喷嘴部分阻塞，也会使阀后压力升高，此时副控制器的动作使阀门关小，这是不适宜的。因此，在运行时必须防止这种现象的发生，特别是采用重质燃料油或燃料气中夹带着液体时更要注意。
(4)采用压力平衡式控制阀(浮动阀)控制。
当燃料是气态时，采用压力平衡式控制阀(浮动阀)的方案，如图2-23所示。这里用浮动阀代替了一般控制阀，节省了压力变送器，且浮动阀本身兼起压力控制器的功能，整个控制系统看似单回路控制系统，实质上是炉出口温度与燃料气压力的串级控制系统。本控制的关键是浮动阀的使用。
从图2-24所示的浮动阀结构示意图可以清楚地看出：浮动阀与一般控制阀不同，它不用反馈弹簧，不用填料，阀杆移动自如，阀的膜片上部来自温度控制器的输出压力，而膜片下部接入燃料气阀后压力pz,只有p₁=pz时，阀杆才不动，处于平衡状态。所以确定阀门的开度既与温度控制器的输出有关，也与燃料气压有关，也就是说浮动阀在此系统中，相当于串级控制系统中的压力副控制器。
采用浮动阀的控制方案，被控燃料气阀后压力一般在0.04～0.08MPa之间。若压力大于0.08MPa,为了满足平衡的要求，则在温度控制器的输出端串接一个倍数继动器。
3.加热炉的安全联锁保护系统
为了保证大型加热炉的安全生产，防止生产事故发生，以免造成严重的损失，应有必要的安全联锁保护系统，至于采用哪些安全联锁保护系统，应视具体情况而定。
(1)以燃料气为燃料的加热炉安全联锁保护系统。在以燃料气为燃料的加热炉中，主要危险是：
①被加热工艺介质流量过低或中断，此时必须采取安全措施，切断燃料气控制阀，停止燃烧，否则会将加热炉管子烧坏，使其破裂造成严重的生产事故；
②当火焰熄灭时，会在燃料室里形成危险性的燃料气与空气的混合物；
③当燃料气压力过低即流量过小时会出现回火现象，故要保证最小燃料气流量；
④当燃料气压力过高，则喷嘴会出现脱火现象，以至造成灭火，甚至会在燃料室里形成大量燃料气——空气混合物，造成爆炸事故。
为了正常生产，防止生产事故，设置一些安全联锁保护系统，如图2-25所示。
在正常生产时，由炉出口温度来控制燃料气流量的大小，以保证炉出口温度满足生产要求。设置的安全联锁保护系统有：
①炉出口温度与控制阀阀后压力的选择性控制系统。正常生产时，由温度控制器TC工作。当由于某种干扰作用，使得控制阀阀后压力过高、达到安全极限时，压力控制器PC通过低值选择器LS取代温度控制器工作，关小控制阀，以防止脱火，一旦正常后仍由温度控制器工作。
②燃料气流量过低联锁报警系统GL₁,当燃料气流量低到一定极限时，则GL₁联锁动作，使三通电磁阀线圈失电，这样来自控制器的气压信号放空，结果切断燃料气阀，以防止回火造成事故。联锁动作以后，不能自动复位，只能经过检查认为危险消除后，才人工复位、投入运行，以免误动作而造成爆炸事故。
③工艺介质低流量联锁报警系统GL₂。当工艺介质流量过低或中断时，GL₂动作切断燃料气控制阀，停止燃烧。
④火焰检测器开关BS,当火焰熄灭时，动作切断燃料气控制阀，停止供气，以防止燃料室内形成燃料气——空气混合物造成爆炸事故。上述三个联锁系统动作以后，不能自动复位，恢复正常后，需人工复位重新投入运行。
(2)以燃料油为燃料的加热炉安全联锁保护系统。
在这类加热炉中主要危险是：进料流量过低或中断；燃料油压力过高会脱火，过低会回火；雾化蒸汽压力过低或中断，会使燃料油得不到良好的雾化，甚至无法燃烧。因此在这里设置联锁保护系统基本上与以燃料气为燃料的加热炉相似，仅是原来的火焰检测器BS,换成雾化蒸汽压力过低联锁保护系统。
三、精馏塔的控制
精馏过程是现代化工生产中应用极为广泛的传质过程，其目的是利用混合液中各组分挥发度的不同将各组分进行分离，并达到规定的纯度要求。
精馏塔是精馏过程的关键设备，它是一个非常复杂的现象。在精馏操作中，被控变量多，可以选用的操纵变量亦多，它们之间又可以有各种不同组合，所以控制方案繁多。由于精馏塔对象的通道很多，反应缓慢，内在机理复杂，变量之间相互关联，加以对控制要求又较高，因此必须深入分析工艺特性，总结实践经验，结合具体情况，才能设计出合理的控制方案。
(一)精馏塔的控制要求
为了对精馏塔实施有效的自动控制。必须首先了解精馏塔的工艺操作目标。一般来说，精馏塔的工艺操作目标，应该在满足产品质量合格的前提下，使总的收益最大或总的成本最小。因此，精馏塔的控制要求，应该从质量指标(产品纯度)、产品产量和能量消耗三个方面进行综合考虑。
1.质量指标
精馏操作的目的是将混合液中各组分分离为产品，因此产品的质量指标必须符合规定的要求。也就是说，塔顶或塔底产品之一应该保证达到规定的纯度，而另一产品也应保证在规定的范围内。
在二元组分精馏中，情况较简单，质量指标就是使塔顶产品中轻组分纯度符合技术要求或塔底产品中重组分纯度符合技术要求。
在多元组分精馏中，情况较复杂，一般仅控制关键组分。所谓关键组分是指对产品质量影响较大的组分。从塔顶分离出挥发度较大的关键组分称为轻关键组分，从塔底分离出挥发度较小的关键组分称为重关键组分。以石油裂解气分离中的脱乙烷塔为例，它的目的是把来自脱甲烷塔底部产品作为进料加以分离，将乙烷和更轻的组分从顶部分离出，将丙烯和更重的组分从底部分离出。在实际操作中，比乙烷更轻的组分几乎全部从顶部分离出来。丙烯更重的组分几乎全部从底部分离出，少量从顶部分离出。这时，显然乙烷是轻关键组分，丙烯则是重关键组分，操作的关键是如何减少重关键组分在塔顶产品中的比例，或如何减少轻关键组分在塔底产品中的比例。因此，对多元组分的分离可简化为对二元关键组分的分离，这就大大地简化了精馏操作。
在精馏操作中，产品质量应该控制到刚好能满足规格上的要求，即处于“卡边”生产。生产超过规格的产品是一种浪费，因为它的售价不会更高，只会增大能耗，降低产量而已，
2.产品产量和能量消耗
精馏塔的另两个重要控制目标是产品的产量和能量消耗。精馏塔的任务，不仅要保证产品质量，还要有一定的产量。另外，分离混合液也需要消耗一定的能量，这主要是再沸器的加热量和冷凝器的冷却量消耗。此外，塔的附属设备及管线也要散失一部分热量和冷量。从定性的分析可知，要使分离所得的产品纯度愈高，产品产量愈大，则所消耗的能量愈多。产品的产量通常用该产品的回收率来表示。回收率的定义是：进料中每单位产品组分所能得到的可售产品的数量。数学上，组分i的回收率定义为：
产品回收率、产品纯度及能量消耗三者之间的定量关系可以用相应的曲线来说明。这是对于某一精馏塔按分离50%两组分混合液作出的曲线图，纵坐标是回收率，横坐标是产品纯度(按纯度的对数值刻度),图中的曲线表示每单位进料所消耗能量的等值线(用塔内上升蒸汽量V与进料量F之比V/F来表示)。曲线表明，在一定的能耗V/F情况下，随着产品纯度的提高，会使产品的回收率迅速下降。纯度愈高，这个倾向愈明显。
(二)精馏塔的基本控制方案
精馏塔是一个多变量的被控过程，可供选择的被控制变量和控制变量是众多的，选定一种变量的配对，就组成一种精馏塔的控制方案。然而精馏塔因工艺、塔结构不同等方面因素，使精馏塔控制方案更是举不胜举，很难简单判定哪个方案是最佳的。这里介绍精馏塔常规的、基本的控制方案，作为确定方案时的参考。精馏塔的控制目标是使塔顶和塔底的产品满足规定的质量要求，并确保操作平稳。为使问题简化，这里仅讨论塔顶和塔底产品均为液相时的基本控制问题。
1.按精馏段指标控制
当塔顶采出液为主要产品时，往往按精馏段指标进行控制。这时，取精馏段某点浓度或温度作为被控变量、而以回流量L、塔顶采出量D或再沸器上升蒸汽量V作为控制变量。
可以组成单回路控制方式，也可以组成串级控制方式。后一种方式虽较复杂，但可迅速有效地克服进入副环的扰动，并可降低对控制阀特性的要求，在需作精密控制时采用。
按精馏段指标控制，对塔顶产品的纯度xp有所保证，当扰动不很大时，塔底产品纯度xg的变动也不大，可由静态特性分析来确定出它的变化范围。采用这种控制方案时，在L、D、V和B四者之中，选择一个作为控制产品质量的手段，选择另一个保持流量恒定，其余两个变量则按回流罐和再沸器的物料平衡关系由液位控制器加以控制。
常见的控制方案可分两类。
(1)依据精馏段指标控制回流量L,保持再沸器加热量V为定值。
这种控制方案如图2-26所示，其优点是控制作用迟延小，反应迅速，所以对克服进入精馏段的扰动和保证塔顶产品是有利的，这是精馏塔控制中最常用的方案。可是在该方案中，L受温度控制器控制，回流量的波动对于精馏塔平稳操作是不利的。所以在控制器参数整定时，采用比例加积分的控制规律即可，不必加微分。此外，再沸器加热量维持一定而且应足够大，以便塔在最大负荷时仍能保证产品的质量指标。
(2)依据精馏段指标控制塔顶采出量D,保持再沸器加热量V为定值。
该控制方案如图2-27所示，其优点是有利于精馏塔的平稳运行，对于回流比较大的情况下，控制D要比控制L灵敏。此外，还有一个优点，当塔顶产品质量不合格时。如采用有积分动作的控制器，则塔顶采出量D会自动暂时中断，进行全回流，这样可保证得到的产品是合格的。
该方案温度控制回路迟延较大，反应较慢，从采出量D的改变到温度变化，要间接地通过回流罐液位控制回路来实现，特别是回流罐容积较大时，反应更慢，给控制带来了困难。
此外，同样要求再沸器加热量需足够大，以保证在最大负荷时的产品质量。精馏段温控的主要特点与使用场合如下.
①采用了精馏段温度作为间接质量指标，因此它能较直接地反映精馏段的产品情况，当塔顶产品纯度要求比塔底严格时，一般宜采用精馏段温控方案；
②如果干扰首先进入精馏段，采用精馏段温控就比较及时。
2.按提馏段指标控制
当塔釜液为主要产品时，常常按提馏段指标控制。如果是液相进料，也常采用这类方案。这是因为在液相进料时，进料量F的变化，首先影响到塔底产品浓度x,塔顶或精馏段塔板上的温度不能很好地反映浓度的变化，所以此时用提馏段控制比较及时。
常用的控制方案可分为两类。
(1)按提馏段指标控制再沸器加热量，从而控制塔内上升蒸汽量V,同时保持回流量L为定值。此时，D和B都是按物料平衡关系，由液位控制器控制，如图2-28所示。
该方案采用塔内上升蒸汽量V作为控制变量，在动态响应上要比回流L控制的迟延小，响应迅速，对克服进入提馏段的扰动和保证塔底产品质量有利，所以该方案是目前应用最广的精馏塔控制方案。可是在该方案中，回流量采用定值控制。而且回流量应足够大，以便当塔的负荷最大时仍能保证产品的质量指标。
(2)按提馏段指标控制塔底采出量B,同时保持回流量L为定值。此时，D是按回流罐的液位来控制，再沸器蒸汽量由塔釜液位来控制，如图2-29所示。
该控制方案正像前面所述的，按精馏段温度来控制D的方案那样，有其独特的优点和一定的弱点。优点是当塔底采出量B较少时，运行比较平衡；当采出量B不符合质量要求时，会自行暂停出料。缺点是延迟较大且液位控制回路存在反向特性。此外，同样要求回流量应足够大，以保证在最大负荷时的产品质量。
按提馏段指标控制主要特点与使用场合如下：
①采用了提馏段温度作为间接质量指标，因此它能较直接地反映提馏段产品情况。将提馏段温度恒定后，就能较好地保证塔底产品的质量达到规定值。所以，在以塔底采出为主要产品，对塔釜成分要求比对馏出液高时，常采用按提馏段指标控制的方案。
②当干扰首先进入提馏段时，例如在液相进料时，进料量或进料成分的变化首先要影响塔底成分，故用提馏段温控就比较及时，动态过程也比较快。
四、化学反应器的控制
化学反应器是化工生产中的重要设备之一，化学反应在反应器中进行，因此反应器控制的好坏直接关系到产品的产量和质量。
化学反应的种类繁多，因此在控制上的难易程度相差很大。下面只对反应器的控制要求及几种常见控制方案作一简单的介绍。
(一)化学反应器的控制要求
在设计化学反应器自动控制系统时，一般要考虑下列要求。
1.控制指标
根据反应器类型及其所进行的反应的不同，其控制指标可以选择反应转化率、产品的质量、产量或收率等直接指标，或与它们有关的间接工艺指标，例如温度、压力、温差等。
2.物料平衡控告
对于化学反应来说，从稳态角度出发，流入量应等于流出量，如有可能需常常对主要物料进行流量控制。另外，在有一部分物料循环的反应系统内，应定时排放或放空系统中的惰性物料，
3.能量平衡控制
要保持化学反应器的热量平衡，应使进入反应器的热量与流出的热量及反应生成热之间相互平衡。能量平衡控制对化学反应器来说至关重要，它决定了反应器的安全生产，也间接保证化学反应器的产品质量达到工艺的要求。
4.约束条件控制
要防止工艺参数进入危险区域或不正常工况，为此，应当配置一些报警、联锁和选择性控制系统，进行安全界限的保护性控制。
(二)釜式反应器的温度控制
釜式反应器在化学工业中应用十分广泛，除应用于聚合反应外，还应用于有机染料、农药等行业。反应温度的测量与控制是实现釜式反应器最佳操作的关键问题。下面主要针对温度控制进行讨论。
1.控制进料温度
物料经过预热器(或冷却器)进入反应釜。通过改变进入预热器(或冷却器)的热剂量(或冷剂量),来改变进入反应釜的物料温度，从而达到维持釜内温度恒定的目的。控制方案如图2-30所示。
2.改变传热量
由于大多数反应釜均有传热面，以引人或移去反应热，所以用改变引入传热量来实现温度控制。
图2-31为一带夹套的反应釜。当釜内温度改变时，可用改变加热剂(或冷剂)流量的方法来控制釜内温度。这种方案的结构比较简单，使用仪表少，但由于反应釜容量大，温度滞后严重，特别是当反应釜用来进行聚合反应时，釜内物料黏度大，热传递较差，混合又不易均匀，很难使温度控制达到严格的要求。
3.串级控制
针对反应釜滞后较大的特点，可采用串级控制方案。根据进入反应釜的主要干扰的不同，可采用釜温与热剂(或冷剂)流量串级控制如图2-32所示、釜温与夹套温度串级控制如图2-33所示及釜温与釜压串级控制如图2-34所示等。
(三)固定床反应器的控制
固定床反应器是指催化剂床层固定于设备中不动的反应器，流体原料在催化剂作用下进行化学反应以生成所需反应物。
固定床反应器的温度控制十分重要。任何一个化学反应都有最适宜的温度。最适宜温度综合考虑了化学反应速度、化学平衡和催化剂活性等因素。最适宜温度通常是转化率的函数。
温度控制首要的是要正确选择敏点位置，把感温元件安装在敏点处，以便及时反映整个催化剂床层温度的变化。多段的催化剂床层往往要求分段进行温度控制，这样可使操作更趋合理。常见的温度控制方案有以下方案。
1.改变进料浓度
对放热反应来说，原料浓度越高，化学反应放热量越大，反应后温度也越高。以硝酸生产为例，当氨浓度在9%～11%范围内时，氨含量每增加1%可使反应温度提高60～70℃。
2.改变进料温度
改变进料温度，整个床层温度就会变化，这是由于进入反应器的总热量随进料温度变化而改变的缘故。若原料进反应器前需预热，一种控制方案可通过改变进入换热器的载热体流量，以控制反应床上的温度，如图2-35所示，另一种控制方案是改变旁路流量大小来控制床层温度的，如图2-36所示。
在多段反应器中，可将部分冷的原料气不经预热直接进入段间，与上一段反应后的热气体混合，从而降低了下一段入口气体的温度。图2-37所示为硫酸生产中用SO₂氧化成SO₃的固定床反应器温度控制方案。这种控制方案由于冷的那一部分原料气少经过一段催化剂层，所以原料气总的转化率有所降低。另外有一种情况，如在合成氢生产工艺中，当用水蒸气与一氧化碳变换成氢气时，为了使反应完全，进入变化炉的水蒸气往往是过量很多的，这时段间冷气采用水蒸气则不会降低一氧化碳的转化率，方案如图2-38所示。
(四)流化床反应器的控制
流化床反应器的原理如图2-39所示。反应器底部装有多孔筛板，催化剂呈粉末状，放在筛板上，当从底部进人的原料气流速达到一定值时，催化剂开始上升呈沸腾状，这种现象称为固体流态化。催化剂沸腾后，由于搅动剧烈，因而传质、传热和反应强度都高，并且有利于连续化和自动化生产。
流化床反应器与固定床反应器的自动控制相似，温度控制是十分重要的。为了自动控制流化床的温度，可以通过改变原料入口温度，也可以通过改变进入流化床的冷剂流量，以控制流化床反应器内的温度。控制方案如图2-40和图2-41所示。
在流化床反应器内，为了了解催化剂的沸腾状态，常设置差压指示系统，如图2-42所示。在正常情况下，差压不能太小或太大，以防止催化剂下沉或冲跑的现象发生。当反应器中有结块、结焦和堵塞现象时，也可以通过差压仪表显示出来。
五、带控制点的工艺流程图(P&.ID图)
熟练阅读P&I图是对化工行业仪表人员的基本要求。图2-43是精馏单元的P&I图。
1.图形符号
(1)测量点，包括检测元件、取样点。测量点由工艺设备轮廓线或工艺管线引到仪表圆圈的连接线的起点，一般无特定的图形符号，如图2-44所示。
(2)连接线，通用仪表信号线均以细实线表示。连接线表示交叉及相接时，采用图2-45的形式。必要时也可用加箭头的方式表示信号的方向。在需要时，信号线也可按气信号、电信号、导压毛细管等不同的表示方式以示区别。
(3)仪表(包括检测、显示、控制)图形符号，是一个细实线圆圈，直径约10mm,对于不同的仪表安装位置的图形符号，如表2-1所示。
对于同一检测点，但具有两个或两个以上的被测变量，其具有相同或不同功能的复式仪表时，可用两个相切的圆或分别用细实线圆与细虚线圆相切表示。
2.字母代号
在控制流程图中，用来表示仪表的小圆圈的上半圆内，一般写有两位(或两位以上)字母，第一位字母表示被测变量，后续字母表示仪表的功能，常用被测变量和仪表功能的字母代号见表2-2。
入含意的字母，使用时字母含意需在具体工程的设计图例中作出规定，第一位字母是一种含意，而作为后继字母，则为另一种含意。
3.仪表位号
仪表位号由字母代号(或其组合)和阿拉伯数字编号两部分组成，数字编号位于用来表示仪表的小圆圈的下半圆内。
仪表位号的数字位数不尽相同：对于小型化工装置，可以采用三位来表示：首位表示单元序号，后二位为该单元内相同功能仪表的序号；对于大型化工装置，可以用五位来表示：前二位表示单元序号，后三位为该单元内相同功能仪表的序号。