2022年第九章典型化工单元的控制方案

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1、名师整理优秀资源第九章 典型化工单元的控制方案石油、化工生产过程是最具有代表性的过程工业。该生产过程是由一系列基本单元操作的设备和装置组成的。按照石油、 化工生产过程中的物理和化学变化来分，主要有流体输送过程、 传热过程、 传质过程和化学反应过程四类。下面将以这四种基本单元操作中的代表性装置为例，讨论其基本控制方案。第一节 流体输送设备的控制方案石油、化工生产过程中， 大部分物料都是以液、气形态在密闭的管道、容器中进行物质、能量的传递。为了输送液、气形态物料，就必须用泵、压缩机等设备对流体做功，使得流体获得能量， 从一端输送到另一端。输送流体的设备统称为流体输送设备。其中输送液体的机械称为泵，

2、输送气体的机械称为风机和压缩机。流体输送设备的控制主要是流量的控制。控制系统的被控对象通常是管路，其被控变量与操纵变量是同一物料的流量。流量控制系统被控对象的的时间常数很小，所以基本上是可以看作是一个放大环节。此外还需注意的是流量控制系统的广义对象静态特性是非线性的，尤其是采用节流装置而不加开方器进行流量的测量变送时更为明显。一、泵的常规控制按作用原理可将泵分为：1.往复式泵：活塞泵、柱塞泵、隔膜泵、计量泵和比例泵等。2.旋转式泵：齿轮泵、螺杆泵、转子泵和叶片泵等。3.离心泵。根据泵的特性又可分为离心泵和容积泵两大类。石油、化工等生产过程中离心泵的使用最为广泛，因此下面侧重介绍离心泵的特性及其

3、控制方案。1离心泵的控制方案离心泵主要由叶轮和泵壳组成，高速旋转的叶轮作用于液体而产生离心力，在离心力的作用下使得离心泵出口压头升高。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。此时对泵所作的功被转化为热能向外散发，同时泵内液体也发热升温，故离心泵的出口阀可以关闭，但不宜处于长时间关闭的运转状态。随着出口阀的逐步开启，排出量也随之增大，而出口压力将慢慢下降；泵的压头H、排量 Q 和转速 n 之间的函数关系，称为泵的特性，可用图91-1 来表示。H=R1n2-R2Q2(91) 式(9 1)中R1

4、、R2为比例常数。由于泵输送的是流体，总是与工艺系统管路一起工作的，分析泵的实际排量与出口压头时，除了与泵本身的特性有关外，也需考虑到与其相连接的管路特性。所以必需对管路特性作一些分析。 管路特性就是管路系统中流体流量与管路系统阻力之间的关系。通常管路系统p2HLhvhvH 压头 HLhLC hfhfp1hLhp排出量 Q 图 91-2 管路特性a,压头 H n3n2a n1n4排出量 Q 图 91-1 离心泵特性曲线精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 1 页，共 38 页名师整理优秀资源的阻力包含四项内容，如图91-2 所示。四项阻力

5、分别为：管路两端的静压差引起的压头hp。gpphp12式中p1、p2分别是管路系统的入口与出口处的压力，为流体的密度，g 为重力加速度。由于工艺系统在正常操作时p1、p2基本稳定，所以这项也是比较平稳的。管路两端的升扬高度hL。工艺系统中管路和设备安装就绪后，这项将是恒定的。管路中的摩擦损失压头hf。hf与流量的平方值近似成比例关系。控制阀两端节流损失压头hv。在阀门开度一定时，hv也与流量的平方值成正比关系，当阀门的开度变化时，hv也跟着变化。管路总阻力为HL，则：HLhp十 hL十 hv十 hf(92) 式(9 2)即为管路特性的表达式，图91-2 中画出了它的特性曲线。当系统达到稳定工作

6、状态时，泵的压头 H 必然等于HL，这是建立平衡的条件。图 9 1-2中泵的特性曲线与管路特性曲线的交点C，即是泵的一个平衡工作点。工作点 C 的流量应符合工艺预定的要求，可以通过改变hv或其他的手段来满足这一要求，这也是离心泵的压力(流量 )的控制方案的主要依据。(1)直接节流法改变直接节流阀的开度，即改变了管路特性，从而改变了平衡工作点C 的位置，达到控制的目的。图91-3 表示了系统工作点的移动情况及控制方案的实施。需要注意的是， 这种直接节流法的节流阀应安装在泵的出口管线上，而不能装在泵的吸入管道上。否则由于hv的存在会出现“气缚”及“气蚀”现象，对泵的正常运行和使用寿命都是至关重要的

7、。气缚是指由于hv的存在，使泵的入口压力下降，从而可能使液体部分气化，造成泵的出口压力下降，排量降低甚至到零，离心泵的正常运行遭到破坏。气蚀是指由于hv的存在，造成部分气化的气体到达排出端时，因受到压缩而重新凝聚成液体，对泵内的机件会产生冲击，将损伤泵壳与叶轮，犹如高压差控制阀所受到的那种气蚀。因此气蚀将会引起泵的损坏。基于以上的原因，直接节流阀必须安装在离心泵的出口管线上。直接节流法控制方案的优点是简便而易行。但在小流量运行时，能量部分消耗在节流阀上，使总的机械效率较低。所以这种方案在离心泵的控制中是较为常用的，但当流量低于正常排量 30时，不宜采用本方案。(2)改变泵的转速n 这种控制方案

8、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91-4表示这种控制方案及泵特性变化改变工作点的情况。改变泵转速常用的方法采用变频调速等装置对电动机进行调速。FC (b)控制方案HL1HL2C1HLC2H C3Q (a)流量特性图 91-3 直接节流以控制流量精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 2 页，共 38 页名师整理优秀资源改变泵转速来控制离心泵的排量或压头，这种控制方式具有很大的优越性。主要是管路上无需安装控制阀，因此管路系统总阻力HL中 hv等于零，减少了管路阻力的损耗，泵的机械效率高，从节能角度是极为有利的。(3)改

9、变旁路回流量图 91-5 所示为改变旁路回流量的控制方案。它是在泵的出口与入口之间加一旁路管道，让一部分排出量重新回到泵的入口。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，回流量也随之加大，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还有一定的应用。2容积式泵的控制方案容积式泵有两类，一类是往复泵，包括活塞式、柱塞式等；另一类是直接位移式旋转泵，包括椭圆齿轮式、螺杆式等。随着原

10、动机的旋转，泵的机械部件直接将一定容积的液体压出泵体，顾名思义，所以叫作容积式泵。由于这些类型的泵均有一个共同的结构特点，即泵的排出平均流量与管路系统无关。只取决于单位时间内的往复次数或转速。由于容积式泵的排出平均流量与管路阻力无关，所以不能采用出口节流的方法来控制流量，一旦出口阀关死，将造成泵体损坏。容积式泵常用的控制方式有：改变原动机的转速。调节回流量。在生产过程中，有时采用如图91-6 所示的利用旁路阀控制压力，用节流阀来控制流量。这种方案因同时控制压力和流量两个参数，两个控制系统之间相互关联。要达到正常运行， 必须在两个系统的参数整定上加以考虑。通常把压力控制系统整定成非周期的调节过程

11、，从而把两个系统之间的工作周期拉开，达到削弱关联的目的。二、压缩机的常规控制方案HLFC 调转速原动机(b)控制方案H n3n2n1Q (a)流量特性图 91-4 调节转速式控制FC 图 91-5 旁路控制流量FC PC 图 91-6 往复泵出口压力和流量控制精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 3 页，共 38 页名师整理优秀资源气体输送设备按照所提高的压头可分为：1.送风机：出口压力小于0.01MPa。2.鼓风机：出口压力在0.010.13MPa 之间。3.压缩机：出口压力大于0.3MPa。它们的流量控制方案基本相似，因此以压缩机为代

12、表，分析它们的控制方案。压缩机与泵一样，也有往复式与离心式之分。压缩机的流量控制与泵的流量控制非常相似，即调速、旁路与节流。 但由于压缩机输送的是气相介质，所以往复式压缩机也可采用吸入管节流的控制方案。往复式压缩机主要用于流量小，压缩比较高的场合。离心式压缩机自60 年代以来，随着石油化工向大型化发展，它也迅速地向着高压、高速、大容量和高度自动化方向发展，与往复式压缩机相比较，它具有如下优点：体积小，重量轻，流量大。运行率高，易损件少，维修简单。供气均匀，运转平稳，气量控制的变化范围广。压缩机的润滑油不会污染被输送的气体。有较好的经济性能。离心式压缩机本身结构特性决定了这类设备具有一些特定问题

13、，例如喘振、 轴向推力大等。生产过程中离心式压缩机常常是处于大功率、高速运转、单机运行状态，因而确保它的安全运行是极为重要的。通常一台大型离心式压缩机需要设立以下自控系统。气量控制系统。即出口排量或压力控制，也就是负荷控制系统。控制方式与离心泵的控制类似，如直接节流法，改变转速和改变旁路回流量等。防喘振控制系统。喘振现象是由离心式压缩机结构特性所引起的，而且对压缩机的正常运行危害极大。为此，必须专门设置防喘振控制系统，确保压缩机的安全运行。压缩机的油路控制系统。离心式压缩机的运行系统中需用密封油、润滑油及控制油等，这些油的油压、油温需有联锁报警控制系统。压缩机主轴的轴向推力、轴向位移及振动的指

14、示与联锁保护系统。其中第和第控制系统不属于过程控制专业，需要时可查阅相关书籍。三、离心式压缩机的防喘振控制1喘振现象及原因离心式压缩机运行过程中可能会出现一种现象，当负荷低于某一数值时，气体的输送遭到破坏， 气体的排出量时多时少，忽进忽出， 发生强烈振荡， 并发出如同哮喘病人“喘气”的噪声。此时可看到气体出口压力表、流量表的指示大幅度波动。随之机身也会剧烈振动，并带动出口管道厂房振动，压缩机将会发出周期性间断的吼响声。如不及时采取措施，将使压缩机遭到严重破坏。这种现象就是离心式压缩机的喘振，或称飞动。 喘振现象是离心式压缩机安全运行的最大的威协，由于喘振引起短时间的气体回流，可能造成轴位移，极

15、易造成设备损坏。喘振是离心式压缩机的“驼峰”特性曲线引起的。图91-7 所示为在某一转速下离心式压缩机的特性曲线，它是压缩机的出口绝压p2 与入口绝压pl之比 (或称压缩比 )和入口体积流量Q 的关系曲线。由图中可看出，这种驼峰型的特性曲线具有极值点T。在极值点两侧压缩比与Q 之间的关系是相反的。工作点建立在极值点右侧是稳定的，而在极值点左侧则为不稳定的。工作点的稳定与否是指流体输送系统在经受一个较小的干扰而偏离该工作点后，系统能否自动返回到原来的工作点。现分析图91-7 中极值点右侧的工作点M1。当由于某种原因使系统压力p2下降时，工作点沿特性曲线下滑，随之压缩机的排量Q 增大。因为整个管网

16、系统是定容积的，所以Q 的增大必将使系统压力p2回升，也就自动地把工作点拉回到原来的Ml点上。 而对 M 点来讲， 它是 T 点左侧的工作点。由于p2/plT p2/plQ M1M Q Q图 91-7 离心式压缩机工作点精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 4 页，共 38 页名师整理优秀资源某种原因使系统压力p2下降，工作点同样沿特性曲线下滑，随后压缩机的排量Q 也下降，对于定容系统来说，将进一步导致压力下降，工作点继续沿特性曲线下滑而不能返回M 点，所以是不稳定的工作点。正由于特性曲线极值点的存在，一旦工艺负荷下降，使工作点移入极值点

17、左侧，成为不稳定的工作点。此时，系统稍有扰动，就不能稳定下来，出现气体排量强烈振荡而引起的喘振现象。离心式压缩机在不同转速n 下，极值点对应的极限流量Qp是不一样的，转速n 越高，极限流量Qp也越大。把不同转速n 下特性曲线的极值点连接起来，所得曲线称为喘振极限线，其左侧部分为不稳定的喘振区，即图91-8 中的阴影部分。图中也表示出，因为n3n2n1，所以 QP3QP2Qpl。2防喘振控制系统由上述可知，在一般情况下，负荷的减少是压缩机喘振的主要原因。因此，要确保压缩机不出现喘振，必须在任何转速下，通过压缩机的实际流量都不小于喘振极限线所对应的极限流量Qp。根据这个基本思路，可采取压缩机的循环

18、流量法。即当负荷减小时，采取部分回流的方法，既满足工艺负荷要求，又使Q QP。常用的控制方案有固定极限流量法和可变极限流量法两种防喘振控制系统。(1)固定极限流量防喘振控制让压缩机通过的流量总是大于某一定值流量，当不能满足工艺负荷需要时，采取部分回流，从而防止进入喘振区运行，这种防喘振控制称为固定极限流量法。图91-9 所示为固定极限流量防喘振控制的实施方案。在压缩机的吸入气量Ql Qp时，旁路阀关死；当QlQp时，旁路阀打开，压缩机出口气体部分经旁路返回到入口处。这样，使通过压缩机的气量增大到大于Qp值，实际向管网系统的供气量减少了，既满足工艺的要求，又防止了喘振现象的出现。固定极限流量防喘

19、振控制方案设定的极限流量值Qp是一定值。正确选定Qp值，是该方案正常运行的关键。对于压缩机处于变转速的情况下，为保证在各种转速下，压缩机均不会产生喘振， 则需选最大转速时的喘振极限流量作为流量控制器FC 的给定值， 如图 91-10中选定的Qp值。固定极限流量防喘振控制具有实现简单，使用仪表少，可靠性高的优点。但当压缩机低速运行时，虽然压缩机并未进入喘振区，而吸入气量也有可能小于设置的固定极限值(按最大转速极限流量值设定)，旁路阀打开，部分气体回流，造成能量的浪费。因此，这种防喘振控制适用于固定转速的场合或负荷不经常变化的生产装置。(2)可变极限流量防喘振控制可变极限流量防喘振控制是在整个压缩

20、机负荷变化范围内，设置极限流量跟随转速而变的一种防喘振控制。实现可变极限流量防喘振控制，关键是确定压缩机喘振极限线方程。通过理论推导可获得喘振极限线的数学表达式。在工程上， 为了安全上的原因，在喘振极限线右边建立了一条“安全操作线” ，对应的流量要比喘振极限流量略大5%l0%。为此，要完成压缩机的变n3n2n1p2/p1QpQ 图 91-10 喘振极限值压缩机排出吸入循环FC 图 91-9 固定极限流量防喘振控制方案喘振区p2/p1n3n2n1Qp1 Qp2 Qp3Q 图 91-8 离心式压缩机喘振极限线精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -

21、第 5 页，共 38 页名师整理优秀资源极限流量防喘振控制，需解决以下两个问题：安全操作线的数学方程的建立。用仪表等技术工具实现上述数学方程的运算。安全操作线可用一个抛物线方程来近似，如图 91-11 所示。 操作线方程一般由厂家给出，常用的有下列几种形式：12112TQbapp（93）21211012QaQaapp（94）21QH多变（ 95）式中p1、p2分别为吸入口、排出口的绝对压力；Q1吸入口气体的体积流量；Tl吸入口气体的绝对温度；a、b、a0、al、a2均为常数，一般由制造厂提供；H多变反映压缩比的一个指标，称为压缩机的多变压头。下面以式 (93)所示的操作线方程，说明如何组成一个

22、可变极限流量防喘振控制系统。式(9 3)中 a、b 两个常数由制造厂供给，其中对于常数a，有三种不同的情况，可分为a 等于零、大于零和小于零，所对应的安全操作线如图9 1-12 所示。通常气量的测量用差压法，因此还需对式 (93)作进一步的推导。把式中流量Ql以差压法测得的 pl来代替：111pKQ（96）式中K流量系数；1入口处气体的密度。根据气体方程：01011pZRTTMp（97）式中M气体分子量；Z气体压缩修正系数；R气体常数；pl、T1入口处气体的绝对压力和绝对温度；p0、T0标准状态下的绝对压力和绝对温度。把式 (9 一 7)代入式 (9 6)并化简后得：a0 a=0 a0 p2/

23、p1Q21/T1图 91-12 式 (93)安全操作线喘振极限线安全操作线p2/p1n3n2n1Q2图 91-11 喘振极限线及安全线精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 6 页，共 38 页名师整理优秀资源111221pTprKQ（98）式中00ZRpMTrr把式 (158)代入式 (153)可得：11212pprKbapp（99）式(9 9)即为用差压法测量入口处气体流量时，喘振安全操作线方程的表达式。根据式 (99)，可以演化出多种表达形式，从而组成不同形式的可变极限流量防喘振控制系统。例如将式(9 9)改写为：)(1221appb

24、Krp（915）则按式 (915)组成图 91-13 所示的可变极限流量防喘振控制系统。当)(1221appbKrp时旁路阀将打开，防止了压缩机出现喘振。式(99)也改写成：2121bKrappp（911）按式 (911)可组成如图9 1-14 所示的可变极限流量防喘振控制系统。当2121bKrappp时，旁路阀将打开，防止了压缩机喘振。图 91-14 可变极限防喘振控制系统之二r/bK2p1 FC p2r/bK2p2图 91-15 可变极限防喘振控制系统之三p2 + p1 - FC p2-ap1 plr/bK2p2-ap1p2+ r/bk2p1- r（p2-ap1）/bk2plFC 图 91

25、-13 可变极限流量防喘振控制系统之一精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 7 页，共 38 页名师整理优秀资源在某些引进装置中，有时也对式(915)采用简化形式，如合成氨装置，令a=0，此时安全操作线方程简化为：221pbKrp（912）此时的可变极限流量防喘振控制系统如图91-15 所示。比较图 91-14 和图 91-15 两种可变极限流量防喘振控制系统可以看出，图91-14所示系统运算部分在闭环控制回路之外，因此系统能按单回路流量系统进行整定，比较简单。同样，也可令a=1，操作线方程为：)(1221ppbKrp(9 13) 此时也

26、能组成相应的系统，在此不再一一列举了。组成防喘振控制系统时，有时还需要注意一点，在某些工业设备上，往往不能在压缩机入口管线上测量流量。例如当压缩机入口压力较低，压缩比又较大时，在入口管线上安装节流装置而造成压力降，为达到相同的排出压力，可能需增加压缩级，这是不经济的。 此时，将在出口管线上安装节流装置，并根据进出口质量流量相同的情况，列出 pl与出口流量的差压值 p2之间的关系式， 然后把安全操作线方程中pl替换掉， 再用此方程组成防喘振控制系统。例如对安全操作线方程为式（9 15）的情况，在压缩机的出口端测流量时，其质量流量 Gm2与入口管线上的质量流量Gm1应相等，即Gm1=Gm2或为1Q

27、1=2Q2（914）式(9 14)也可改写成：22221111ZRTMppKZRTMppK（915）如果两个节流装置的流量系数K1=K2，则式（ 1515）可化为：211221TpTppp（916）把式（ 916）代入式（ 915）可得：)(122211221appbKrTpTppp则有：)(12122122appTpTpbKrp（917）按式（ 917）可组成在压缩机的出口端测流量时的防喘振控制系统。对式（ 1517）也可以简化，如a=0 时：11222pTTbKrp（9 18）式中进出口温度比12TT一般情况下也是一个恒值。根据式 （918）可构成节流装置安装在出口管上的可变极限流量防喘振

28、控制系统，如图91-16 所示。当图 91-16 中的11222pTTbKrp时，旁路阀被打开，防止压缩机喘振现象的出现。第二节 传热设备的自动控制122TTbKrp2p11212TbKprT图 91-16 节流装置在出口管线上的防喘振控制系统FC 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 8 页，共 38 页名师整理优秀资源一概述工业生产过程中常常常需要根据工艺的要求，对物料进行加热或冷却来维持一定的温度。因此，传热过程是工业生产过程中重要的组成部分。保证工艺过程的正常、安全运行，必须对传热设备进行有效的控制。1传热设备的分类传热设备的类型

29、很多。从热量的传递方式看有三种：热传导、对流和热辐射。实际传热过程中很少有以一种传热方式单独进行的，而是两种或三种方式综合。从进行热交换的两种流体的接触关系可分为三类：直接接触式、 间壁式和蓄热式。在石油、 化工等工业过程中，一般以间接换热较常见。按冷热流体进行热量交换的形式看有两类：一类是在无相变情况下的加热或冷却，另一类是在相变情况下的加热或冷却。如按结构型式来分，则有列管式、蛇管式、夹套式和套管式等，见图92-1 所示。主要的传热设备可归类如表92-l 所示。表 92-l 传热设备的类型设备类型载热体 (冷、热源 )情况工艺介质情况换热器不起相变化，显热变化温度变化，不起相变化蒸汽加热器

30、蒸汽冷凝放热升温，不起相变化再沸器蒸汽冷凝放热有相变化冷凝冷却器冷剂升温或蒸发吸热冷却或冷凝加热炉燃烧放热升温或汽化锅炉燃烧放热汽化并升温表 92-l 中的前四类传热设备以对流传热为主，有时把它们统称为一般传热设备。加热炉、 锅炉为工业生产中较为特殊的传热设备，它们有独特的结构和传热方式，在生产过程热流体出口热流体入口冷流体入口冷流体出口图 92-1 传热设备的结构类型（b） 蛇管式换热器容器蛇管（a） 列管式换热器冷凝水不凝性 气体排出口冷液出口容器夹套蒸汽冷液进口（c） 夹套式换热器（d） 套管式换热器精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - -

31、-第 9 页，共 38 页名师整理优秀资源中又具有重要的用途。此外，也有把蒸发器、结晶器、干燥装置等作为传热设备来考虑的。2传热设备的控制要求在工业过程中进行传热的目的主要有下列三种：(1)使工艺介质达到规定的温度。对工艺介质进行加热或冷却。有时在工艺过程进行中加入或除去热量，使工艺过程在规定的温度范围内进行。(2)使工艺介质改变相态。根据工艺过程的需要，有时加热使工艺介质汽化，也有冷凝除热，使气相物料液化。(3)回收热量。根据传热设备的传热目的，传热设备的控制主要是热量平衡的控制，取温度作为被控变量。对于某些传热设备，也需要有约束条件的控制，对生产过程和设备起保护作用。二传热设备的特性1传热

32、设备的静态特性换热器是传热设备中较为简单的一种，其两侧介质 (工艺介质和载热体)在换热过程中都没有相变化。图中Gl为工艺介质的流量，G2为载热体的流量。Tli、T2i分别为工艺介质及载热体的入口温度，T10、T20分别为工艺介质及载热体的出口温度，而cl、 c2各为工艺介质与载热体的比热容。对于图9 2-2 所示的换热器，其静态特性主要是输入变量Tli、T2i、Gl、 G2对输出变量 T10的静态关系，如图92-3 所示。如果用函数形式来表示，则为212110,GGTTfTii（919）对象的静态特性就是要确定T10与 Tli、T2i、Gl、G2之间的函数关系f。静态特性的求得，可以作为控制方

33、案设计时系统的扰动分析。静态放大系数也能作为系统整定分析以及控制流量特性选择的依据。静态特性推导的两个基本方程式热量平衡关系式及传热速率方程式分别如下。热量平衡关系式：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：1 110122220()()iiqGc TTG c TT（920）式中q传热速率，J/s；G质量流量，kg/h；C比热容， J/（kg） ；T温度，。传热速率方程式：由传热定理可知，热流体向冷流体的传热速率应为：q=KF T （921）式中K传热系数，kcal/（ m2h） ；F传热面积，m2；T平均温差，。其中平均温差T 对于逆流、单程的情况为对数平均值：图 9

34、2-2 逆流单程换热器G1c1 T10G2c2T20G2c2T2i G1c1 T1iG1G2 图 92-3 换热器特性T2iT1iT1o精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 10 页，共 38 页名师整理优秀资源2121120102120102lnln)()(ttttTTTTTTTTTiiii（922）式中t1=T2i-T10t2=T20-T1i21tt 2，或在（ 1/3）3 之间时，可采用算术平均值代替对数平均值，其误差在5%以内。算术平均为：2)()(212010221iiTTTTttT（923）采用算术平均值后，把式（165）及式

35、（ 162）代入到式（ 16 3）中，经整理可得：221111121101211cGcGKFcGTTTTiii（924）式（ 924）为逆流、单程列管式换热器静态特性的基本表达式。其中各通道的静态放大倍数均可由此式推出。a 工艺介质入口温度T1i对出口温度T10的影响， 即T1iT10通道的静态放大倍数。对式（ 924）进行增量化，令T2i=0，则可得：22111111101211cGcGKFcGTTTii（925）由式（ 925）可求得 T1i T10通道的静态放大倍数为：22111111012111cGcGKFcGTTi（926）式（ 926）表明， T10与T1i之间为线形关系，其静态放

36、大倍数为小于1 的常数。b载热体入口温度T2i对工艺介质出口温度T10的影响，即 T2iT10通道的静态放大倍数。同样对式（ 924）进行增量化，令T1i=0，可得：2211112101211cGcGKFcGTTi（927）式（ 927）表明， T10与T2i之间也为线形关系。c载热体流量G2对工艺介质出口温度T10的影响，即 G2T10通道的静态放大倍数。可通过对式（9 24）进行求导210dGdT，求取静态放大倍数为：222111122212112101212)(cGcGKFcGcGTTcGdGdTii（928）由式 (928)可见， G2 T10通道的静态特性是一个非线性关系，从式(92

37、8)很难分清两者之间的关系，因此，常用图来表示这个通道的静态关系。图92-4 所示表示了这个关系，可以看出，当G2c2较大时，曲线呈饱和状，此时G2的变化，从静态来看，对T10精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 11 页，共 38 页名师整理优秀资源的影响很微弱了。d工艺介质流量Gl对其出口温度T10。的影响，即G T10通道的静态放大倍数。同样可通过对式(924)求导，求得110dGdT，其结果与式(9 28)相似，两者为一复杂的非线性关系。为此，也用图来表示这个通道的静态关系。图92-5 所示表示了这个关系，可以看出，当Glcl较大

38、时，曲线呈饱和状，此时G1的变化对T10的影响已很小了。2传热设备的动态特性传热设备的动态特性较为复杂，除了传热设备两侧的流体是充分混和时，可近似为集中参数， 否则必须按分布参数来处理。分布参数对象中的变量既是时间的函数，又是空间的函数，其变化规律需用偏微分方程来描述。要对这样的动态方程进行精确的求解是很困难的。为此，在工程上有时为了能说明传热对象的动态特性的基本规律，也可近似应用一些经验公式来加以描述。例如对于换热器的动态特性，可以用下面的近似关系式来表示。a工艺介质入口温度对其出口温度的影响，即T1iT10通道特性。 如用传递函数来描述，可为：ssGWeKeKsG1111)(（929）式中

39、K1通道的静态放大倍数；W1换热器内工艺介质储存量；G1工艺介质的流量；=W1/G工艺介质在换热器内的停留时间。由式 (929)看出，这个通道的动态特性近似为一个纯滞后环节。b 载热体入口温度T2i、 流量 G2以及工艺介质流量G1对工艺介质出口温度T10的影响，即 T2iT10、G1T10、G2T10三个通道的特性。如用传递函数来描述，可近似表示为：sessKsG2)1)(1()(21（930）式中K各通道的静态放大倍数；222111GWGW，W1、W2、G1、G2分别为工艺介质和载热体的储存量、流量；822112GWGW。由式 930)看出，这三个通道的动态特性均可近似为带有纯滞后的二阶惯

40、性环节。这种近似关系可以用图92-6 加以说明。从图中可看出，要从载热体把热量传递到工艺介质，必须先由载热体传给间壁，然后再由间壁传给工艺介质，这样就成为一个二阶惯性环节。此外，还考虑了由于停留时间所引起的纯滞后。式(930)为一个近似的经验表达式，因为二阶环节的两个时间常数l、2不仅取决于两侧流体的停留时间，而且与列管的厚度、材质、结垢等情况有关。111KFcGKFcG222 4 iiiTTTT12110图 92-4 T10与 G2的静态关系iiiTTTT12110KFcG22KFcG113 1 图 92-5 T10与 G1的静态关系精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳

41、总结 - - - - - - -第 12 页，共 38 页名师整理优秀资源三、一般传热设备的控制一般传热设备通常指换热器、蒸汽加热器、再沸器、冷凝冷却器等。1换热器的控制换热器的控制基本方案有两类：一是以载热剂的流量为操纵变量，另一个是对工艺介质的旁路控制。 现分别从控制机理、 控制方案的特点以及需注意问题等几方面作必要的讨论。（ 1）控制载热体流量这个方案的控制流程如图92-7 所示。其控制机理主要是从传热速率方程来分析通过G2的变化，是如何改变传热量Q 的。对于本方案来说，随着G2的增大，一方面使传热系数K 增大，同时也把温差T 增加了。这样从传热速率方程qKFT 可以看出， K 和 T

42、同时增大，必将使传热量Q 增大，从而达到当T10下降时，通过开大控制阀增加G2，增大传热量，把T10拉回到给定值的控制要求。这个方案主要特点是简易，在换热器温度控制方案中最为常用的。但这种方案当G2已经很大， T2i一 T20较小时，进入饱和区控制就很迟钝，此时不宜采用本方案。另外需注意的是，如载热体流量不允许节流时，例如为废热回收，载热体本身也是一种工艺物料。为此可对载热体采用分流或合流形式，图92-8 所示即为对载热体采用合流形式的控制方案。工艺介质的旁路控制工艺介质的旁路同样可分为分流与合流形式，图 92-9 为分流形式的工艺介质旁路控制。其中一部分工艺介质经换热器，另一部分走旁路。这种

43、方案从控制机理来看，实际上是一个混合过程，所以反应迅速及时，适用于停留时间长的换热器。但需注意的是换热器必须有富裕的传热面，而且载热体流量一直处于高负荷下，这在采用专门的热剂或冷剂时是不经济的。然而对于某些热量回收系统，载热体是某种工艺介质，总量本来不好调节，这时便不成为缺点了。上述两种是换热器的基本控制方案，在实际生产过程中，可以应用一些复杂控制系统。图 92-10 即为换热器的前馈串级控制系统，用于及时克服工艺介质的入口温度和流量两个扰动因素。2蒸汽加热器的控制蒸汽加热器的载热剂是蒸汽，通过蒸汽冷凝释放热量来加热工艺介质。水蒸气是最常T1i TC TC FC G1 G2 G1 G2 图 9

44、2-9 将工艺介质分路的方案图 92-10 换热器前馈串级控制前馈控制模型载热体G2TC 图 92-7 控制载热体流量的方案工艺介质G1G1G2图 92-6 换热器的传热情况载热体G2G1 工艺介质TC 图 9 2-8 合流形式载热体流量控制精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 13 页，共 38 页名师整理优秀资源用的载热剂。根据加热温度不同，也可采用其他介质的蒸汽作为载热剂。(1)控制载热剂蒸汽的流量图 92-11 所示为调节蒸汽流量的温度控制方案。蒸汽在传热过程中起相变化，其传热机理是同时改变传热速率方程中的T 和传热面积F。当加热

45、器的传热面没有富裕时，以改变 T 为主；而在传热面有富裕时，以改变传热面F为主。这种控制方案控制灵敏，但是当采用低压蒸汽作为热源时，进入加热器内的蒸汽一侧会产生负压。此时， 冷凝液将不能连续排出，采用此方案就需谨慎。(2)控制冷凝液排量图 92-12 所示为调节冷凝液流量的控制方案。该方案的机理是通过冷凝液排放量的控制，改变了加热器内凝液的液位，导致传热面F 的变化， 从而改变传热量，以达到对出口温度的控制。这种方案利于凝液的排放，传热变化较平缓，可防止局部过热，有利于热敏介质的控制。此外，排放阀的口径也小于蒸汽阀。但这种改变传热面的方案控制比较迟钝。为了改善控制冷凝液排量方案的迟钝性，可以组

46、成图9 2-13 所示的串级控制方案。在这个串级控制系统中，以工艺介质出口温度Tli作为主参数，以冷凝液液位作为副参数。有时也可采用图92-14 所示的控制方案。这个方案看起来好似一个串级控制系统，实质上是一个前馈反馈控制系统，使用中需按照前馈控制系统有关说明加以实施。3冷凝冷却器的控制冷凝冷却器的载热剂即冷剂，常采用液氨等制冷剂，利用它们在冷凝冷却器内蒸发，吸收工艺物料的大量热量。它的控制方案常有以下几类。蒸汽凝液TC G1图 92-12 控制冷凝管排放的方案蒸汽G2TC 凝液G1图 92-11 控制蒸汽流量的方案蒸汽G2G1TC 凝液LC 图 92-13 蒸汽加热器TL 串级控制蒸汽G2G

47、1TC 凝液FC 图 92-14 蒸汽加热器前馈控制气氨液氨TC 图 92-15 控制载热剂流量方案气氨液氨TC LC 图 92-16 冷凝冷却器TL 串级控制方案精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 14 页，共 38 页名师整理优秀资源(1)控制载热剂流量图 92-15 所示为冷凝冷却器调节载热剂流量的控制方案。这种方案的机理也是通过改变传热速率方程中的传热面F 来实现。 该方案调节平稳，冷量利用充分， 且对压缩机入口压力无影响。但这种方案控制不够灵活，另外蒸发空间不能得到保证，易引起气氨带液，损坏压缩机，为此可采用图92-16 所示

48、的出口温度与液位的串级控制系统。或图92-17 所示的选择性控制系统。(2)控制气氨排量冷凝冷却器 (氨冷器 )控制气氨排量的方案如图92-18 所示。 该方案的机理是调节传热速率方程中的平均温差T。采用这种方案，控制灵敏迅速。但制冷系统必须许可压缩机入口压力的波动， 另外冷量的利用不充分。为确保系统正常运行，还需设置一个液位控制系统。四、锅炉及加热炉控制锅炉是工业过程中必不可少的重要动力设备。随着工业生产规模的不断扩大，作为动力和热源的锅炉，也向着大容量、高参数、高效率方向发展。图 92-19 所示为锅炉的主要设备和工艺流程，其蒸汽发生系统是由给水泵、给水控制阀、省煤器、汽包及循环管等组成。

49、图 92-18 控制气氨排量方案液氨LC TC 气氨图 9 2-17 冷凝冷却器选择性控制TC LS 液氨LC 气氨烟气（经引风机送往烟囱）热空气送往炉膛2 6 5 DSD 过热蒸汽送负荷设备Pm3 7 8 给水（由水泵来）1 燃料热空气图 92-19 锅炉设备主要工艺流程图1 一燃烧嘴； 2一炉膛； 3 一汽包； 4 一减温器； 5 一炉墙；6 一过热器； 7 一省煤器； 8 一空气预热器冷空气（由送风机来）4 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 15 页，共 38 页名师整理优秀资源由图 92-19 可知，燃料与热空气按一定比例送入

50、锅炉燃烧室燃烧，生成的热量传递给蒸汽发生系统，产生饱和蒸汽DS，然后经过热器，形成一定汽温的过热蒸汽D，再汇集到蒸汽母管。压力为pm的过热蒸汽，经负荷设备控制，供给负荷设备用。与此同时，燃烧过程中产生的烟气，除将饱和蒸汽变成过热蒸汽外，还经省煤器预热锅炉给水和空气预热器预热空气，最后经引风机送往烟囱，排入大气。锅炉设备的控制任务是根据生产负荷的需要，供应一定压力或温度的蒸汽，同时要使锅炉在安全、经济的条件下运行。按照这些控制要求，锅炉设备将有如下主要的控制系统。锅炉汽包水位控制。被控变量是汽包水位，操纵变量是给水流量。它主要是保持汽包内部的物料平衡，使给水量适应锅炉的蒸汽量，维持汽包中水位在工

51、艺允许的范围内。这是保证了锅炉、汽轮机安全运行的必要条件，是锅炉正常运行的重要指标。锅炉燃烧系统的控制。有三个被控变量：蒸汽压力 (或负荷 )、 烟气成分 (经济燃烧指标)和炉膛负压。可选用的操纵变量也有三个：燃料量、送风量和引风量。组成的燃烧系统的控制方案要满足燃烧所产生的热量，适应蒸汽负荷的需要；使燃料与空气量之间保持一定的比值，保证燃烧的经济性和锅炉的安全运行；使引风量与送风量相适应，保持炉膛负压在一定范围内。过热蒸汽系统的控制。被控变量为过热蒸汽温度，操纵变量为减温器的喷水量。使过热器出口温度保持在允许范围内，并保证管壁温度不超出工艺允许的温度。锅炉水处理过程的控制。主要使锅炉给水的水

52、性能指标达到工艺要求。一般采用离子交换树脂对水进行软化处理。通常应用程序控制，确保水处理和树脂再生正常交替运行。1锅炉汽包水位的控制汽包水位是锅炉运行的重要指标。保持水位在一定范围内是保证锅炉安全运行的首要条件。水位的过高、 过低都会给锅炉及蒸汽用户的安全操作带来不利的影响。首先水位过高会影响汽包内的汽水分离，饱和水蒸气将会带水过多，导致过热器管壁结垢并损坏，使过热蒸汽的温度严重下降。如以此过热蒸汽被用户用来带动汽轮机，则将因蒸汽带液损坏汽轮机的叶片，造成运行的安全事故。然而，水位过低，则因汽包内的水量较少，而负荷很大，加块水的汽化速度，使汽包内的水量变化速度很快，若不及时加以控制，将有可能汽

53、包内的水全部汽化，尤其对大型锅炉，水在汽包内的停留时间极短，从而导致水冷壁烧坏，甚至引起爆炸。所以，必须对汽包水位进行严格的控制。(1)汽包水位的动态特性由图 92-19 可以看出，锅炉的汽水系统能以图92-20 来表示其结构。决定汽包水位的除了汽包中(包括循环水管 )储水量的多少外，也与水位下汽泡容积有关。而水位下汽泡容积与锅炉的负荷、蒸汽压力、炉膛热负荷等有关。在影响汽包水位的诸多因素中，以锅炉蒸发量 (蒸汽流量D)和给水流量W 为主。下面侧重讨论给水流量与蒸汽流量作用下的水位变化的动态特性。汽包水位在给水流量作用下的动态特性，即控制通道的特性。图9 2-21 是在给水流量作用下水位变化的

54、阶跃响应曲线。如果把汽包和给水看作单容量无自衡对象，水位阶跃响应曲线将如图中的Hl线。由于给水温度要比汽包内饱和水的温度低，所以给水流量增加后，需从原有饱和水中吸取部分热量， 使水位下汽泡容积减少。当水位下汽泡容积的变化过程逐渐平衡时，水位将因W H H1t H t 图 92-21 给水流量作用下水位阶跃响应曲线7 4 3 2 8 1 6 图 92-20 锅炉汽水系统l给水母管； 2给水控制阀；3省煤器； 4汽包；5下降管； 6上升管； 7过热器； 8蒸汽母管5 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 16 页，共 38 页名师整理优秀资源

55、汽包中储水量的增加而上升。最后当水位下汽泡容积不再变化时，水位变化就完全反映了因储水量的增加而直线上升。所以图中H 线是水位的实际变化曲线。在给水量作阶跃变化后，汽包水位不马上增加，而呈现一段起始惯性段。用传递函数来描述时，它近似于一个积分环节和纯滞后环节的串联，可表示为：sesKsWsH0)()(（931）式中Ko飞升速度，即给水流量变化单位流量时水位的变化速度，htsmm；纯滞后时间。给水温度越低，纯滞后时间越大。通常 在 15100 秒之间。如采用省煤器，则由于省煤器本身的延迟，将使增加到 100200 秒之间。汽包水位在蒸汽流量扰动下的动态特性，即干扰通道的动态特性。在蒸汽流量干扰作用

56、下，水位变化的阶跃响应曲线如图92-22 所示。当蒸汽流量D 突然增加，在燃料量不变的情况下，从锅炉的物料平衡关系来看，蒸汽量D 大于给水量W，水位变化应如图 92-22 中的曲线Hl。但实际情况并非如此，由于蒸汽用量突然增加，瞬间必导致汽包压力的下降。汽包内水沸腾突然加剧，产生闪蒸，水中汽泡迅速增加，因汽泡容积增加，而使水位变化的曲线如图92-22 中的 H2。而实际显示的水位响应曲线H 为 Hl与 H2的叠加，即HHl+H2。从图中可看出，当蒸汽量加大时，虽然锅炉的给水量小于蒸发量，但在一开始，水位不仅不下降反而迅速上升，然后再下降；反之，蒸汽流量突然减少时，则水位先下降，然后上升。这种现

57、象称之为“虚假水位”。蒸汽流量扰动时，水位变化的动态特性可用传递函数表示为：1)()()()()()(2221sTKsKsDsHsDsHsDsHf（932）式中Kf飞升速度，即在蒸汽流量变化单位流量时水位的变化速度，htsmm；K2响应曲线H2的放大系数；T2响应曲线H2的时间常数。虚假水位的变化大小与锅炉的工作压力和蒸发量等有关。对于一般100th300th的中高压锅炉， 当负荷变化10%时，虚假水位可达3040mm。虚假水位现象属于反向特性，给控制带来一定的困难，在控制方案设计时，必须引起注意。(2)单冲量控制系统单冲量控制系统即汽包水位的单回路液位控制系统，图 92-23 所示是典型的单

58、回路控制系统。这里的冲量一词指的是变量，单冲量即汽包水位。这种控制系统结构简单，对于汽包内水的停留时间长，负荷变化小的小型锅炉，单冲量水位控制系统可以保证锅炉的安全运行。但是，单冲量控制系统存在三个问题：当负荷变化产生虚假液位时，将使控制器反向错误动作。例如，蒸汽负荷突然大幅度增加时，虚假水位上升，此时控制器不但不能开大给水阀，增加给水量，反而关小控制阀，减少给水量。等到假水位消失时，由于蒸汽量增加，送水量反而减少，将使水位严重下降， 波动厉害， 严重时甚至会使汽包水位降到危险程度而发生事故。因此这种系统克服不了虚假水位带来的严重后果。D H H2t H H1t 图 92-22 蒸汽流量扰动作

59、用下的水位相应曲线给水省煤器蒸汽汽包LC 图 92-23 单冲量控制系统精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 17 页，共 38 页名师整理优秀资源对负荷不灵敏。负荷变化时，需引起汽包水位变化后才起控制作用，由于控制缓慢，导致控制质量下降。对给水干扰不能及时克服。当给水系统出现扰动时，同样需等水位发生变化时才起控制作用，干扰克服不及时。为了克服上面三个问题，除了依据汽包水位以外，也可依据蒸汽流量和给水流量的变化来控制给水阀，将能获得良好的控制效果，这就产生了双冲量和三冲量水位控制系统。(3)双冲量控制系统针对单冲量控制系统不能克服假水位的

60、影响，如果根据蒸汽流量作为校正作用，就可以纠正虚假水位引起的误动作，而且也能提前发现负荷的变化，从而大大改善了控制品质。将蒸汽流量信号引入，就构成了双冲量控制系统。图92-24 是典型的双冲量控制系统的原理图及方块图。图9 2-24 所示双冲量控制系统实质上是一个前馈(蒸汽流量)加单回路反馈控制 的 前 馈 反 馈 控 制 系 统 。 这 里 的 前 馈 仅 为 静 态 前 馈 ， 若 要 考 虑 两 条 通 道 在 动态上的差异，则还须引入动态补偿环节。为了确保双冲量控制系统能按照设计意图正常运行，必须正确选定控制阀的开闭形式、控制器的正反作用以及运算器的符号。决定的步骤是： 首先从工艺安全

61、出发，选定阀的开闭形式，然后再依次确定控制器正反作用与运算器符号。a，阀的开闭形式选定从工艺安全角度来考虑，若以保护锅炉安全为主，选气闭式；如以保护汽轮机用户安全为主，则选气开式。bLC 控制器的正反作用把控制系统视为负反馈系统，因此当气闭阀时为正作用，气开阀时则为反作用。c运算器符号首先确定C2项是取正号还是负号，它取决于控制阀的开闭形式。若选用气闭阀，当蒸汽流量加大，给水量亦需加大，I 应减小，即应该取负号；若采用气开阀，I 应增加，即应取正号。而I0的符号与C2相反。这样，加法器的运算应该为：气闭阀时IC1IcC2IFI0(933) 气开阀时IC1IcC2IFI0 (934) (4)三冲

62、量控制系统双冲量控制系统对于单冲量控制系统存在的三个问题中的第三个问题：对给水干扰不能及时克服，同样不能解决。此外，由于控制阀的工作特性不一定完全是线性，做到静态补偿也比较困难。为此把给水流量信号引入，构成三冲量控制系统。图9 2-25 所示的三冲量控制系统，实质上是前馈(蒸汽流量 )串级控制系统，从它的系统方块蒸汽给水I0IFICI LC I=C1ICC2IFI0GC（a）IFGPDGmFD L L0ICI C2C1GVGPC（b）I0Gm图 92-24 双冲量控制系统原理图及方块图蒸汽ICIFI0图 92-25 三冲量控制系统LC I=ICCIF-I0给水IFFC I 精选学习资料 - -

63、 - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 18 页，共 38 页名师整理优秀资源图 92-26 可明显地看出。阀的开闭形式选定与双冲量控制系统一样，控制器的正反作用则完全可按串级控制系统那样，分别确定主控制器LC 与副控制器FC 的正反作用，在此不再一一讨论。2蒸汽过热系统的控制蒸汽过热系统包括一级过热器、减温器、二级过热器。控制任务是使过热器出口温度维持在允许范围内，并保护过热器使管壁温度不超过允许的工作温度。过热蒸汽温度过高或过低，对锅炉运行及蒸汽用户设备都是不利的。过热蒸汽温度过高，过热器容易损坏，汽轮机也因内部过度的热膨胀，而严重影响安全运行；过热蒸汽温

64、度过低，一方面使设备的效率降低，同时使汽轮机后几级的蒸汽湿度增加，引起叶片磨损。所以必须把过热器出口蒸汽的温度控制在规定范围内。过热蒸汽温度控制系统常采用减温水流量作为操纵变量，但由于控制通道的时间常数及纯滞后均较大， 所以组成单回路控制系统往往不能满足生产的要求。因此，常采用图 9 2-27所示的串级控制系统，以减温器出口温度为副参数，可以提高对过热蒸汽温度的控制质量。过热蒸汽温度控制有时还采用双冲量控制系统，如图92-28。这种方案实质上是串级控制系统的变形，把减温器出口温度经微分器作为一个冲量，其作用与串级的副参数相似。3锅炉燃烧过程的控制锅炉燃烧过程的控制与燃料种类、燃烧设备以及锅炉形

65、式等有密切关系。现侧重以燃油锅炉来讨论燃烧过程的控制。燃烧过程的控制基本要求有三个：保证出口蒸汽压力稳定，能按负荷要求自动增减燃料量。燃烧良好，供气适宜。既要防止由空气不足使烟囱冒黑烟，也不要因空气过量而增加热量损失。保证锅炉安全运行。保持炉膛一定的负压，以免负压太小，甚至为正，造成炉膛内热烟气往外冒出，影响设备和工作人员的安全；如果负压过大，会使大量冷空气漏进炉内，从而使热量损失增加。此外，还需防止燃烧嘴背压(对于气相燃料)太高时脱火，燃烧嘴背压L GmIFGmFGPD U GP2GPCICI L0GC2GmF，I0IFGC1图 9 2-26 三冲量控系统方块图第二过热器第一过热器减温器d/

66、dt TC 减温水图 92-28 过热蒸汽温度双冲量控制系统蒸汽过热蒸汽第二过热器图 92-27 过热蒸汽温度串级控制系统减温器第一过热器减温水T2C T1C 蒸汽过热蒸汽精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 19 页，共 38 页名师整理优秀资源（气相燃料）太低时回火的危险。(1)蒸汽压力控制和燃料与空气比值控制系统蒸汽压力的主要扰动是蒸汽负荷的变化与燃料量的波动。当蒸汽负荷及燃料量波动较小时， 可以采用蒸汽压力来控制燃料量的单回路控制系统；而当燃料量波动较大时，可组成蒸汽压力对燃料流量的串级控制系统。燃料流量是随蒸汽负荷而变化的，因此

67、作为主流量，与空气流量组成比值控制系统，使燃料与空气保持一定比例，获得良好燃烧。图92-29 所示是燃烧过程的基本控制方案。有时为了使燃料完全燃烧，在提负荷时要求先提空气量，后提燃料量；在降负荷时，要求先降燃料量，后降空气量，即所谓具有逻辑提降量的比值控制系统。图92-30 即在基本控制方案的基础上，通过加两个选择器组成的具有逻辑提量功能的燃烧过程控制系统。+ + （2）燃烧过程的烟气氧含量闭环控制前面介绍的锅炉燃烧过程的燃料与空气比值控制存在两个不足之处。首先不能保证两者的最优比，这是由于流量测量的误差以及燃料的质量(水分、灰分等 )的变化所造成的。另外，锅炉负荷不同时，两者的最优比也应有所

68、不同。为此，要有一个检验燃料与空气适宜配比的指标，作为送风量的校正信号。通常用烟气中的氧含量作为送风量的校正信号锅炉的热效率(经济燃烧 )最简便的检测方法是用烟气中的氧含量来表示。根据燃烧方程式，可以计算出燃料完全燃烧时所需的氧量，从而可得出所需的空气量，称为理论空气量QT。但是，实际上完全燃烧所需的空气量Qp要超过理论空气量QT，即需有一定的空气过剩量。当过剩空气量增多时，不仅使炉膛温度下降，而且也使最重要的烟气热损失增加。因此，对不同的燃料，过剩空气量都有一个最优值，即所谓最经济燃烧，如图92-31 所示。根据上述可知，只要在图9 2-30 的控制方案上对进风量用烟 气 氧 含 量 加 以

69、 校正 ， 就 可 构 成 图9 2-32 所示的烟气中氧含量的闭环控制方案。在此烟气氧含量闭环控制系统中，只要把氧含量成分控制最高效率区不完全燃烧的损失总能量损失烟气的热损失20 0 20 40 60 过剩空气量 % 图 92-31 过剩空气量与能量损失的关系最优值空气量O2PC AC FC LS HS FC 燃料量p汽燃料阀空气阀图 92-32 烟气中氧含量的闭环控制方案图 92-29 燃烧过程的基本控制方案空气量燃料量P汽KPC FCFC空气阀燃料阀A O AC 燃料量空气量P汽KFCPCFC空气阀LSHS燃料阀图 92-30 燃烧过程的改进控制方案A O A C 精选学习资料 - -

70、- - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 20 页，共 38 页名师整理优秀资源器的给定值按正常负荷下烟气氧含量的最优值设定，就能使过剩空气系数稳定在最优值，保证锅炉燃烧最经济，热效率最高。(4)炉膛负压控制与有关安全保护系统图 92-33 所示是一个典型的锅炉燃烧过程的炉膛负压及有关安全保护控制系统。在这个控制方案中，共有三个控制系统，分别叙述如下。炉膛负压控制系统这是一个前馈反馈控制系统。炉膛负压控制一般可通过控制引风量来实现，但当锅炉负荷变化较大时，单回路控制系统较难控制。因负荷变化后，燃料及送风量均将变化，但引风量只有在炉膛负压产生偏差时，才能由引风控制器

71、去控制，这样引风量的变化落后于送风量， 从而造成炉膛负压的较大波动。为此用反映负荷变化的蒸汽压力作为前馈信号，组成前馈反馈控制系统，K 为静态前馈放大系数。通常把炉膛负压控制在20Pa 左右。防脱火系统这是一个选择性控制系统。在燃烧嘴背压正常的情况下，由蒸汽压力控制器控制燃料阀，维持锅炉出口蒸汽压力稳定。当燃烧嘴背压过高时，为避免造成脱火危险，此时背压控制器P2C 通过低选器LS 控制燃料阀，把阀关小，使背压下降，防止脱火。防回火系统这是一个联锁保护系统。在燃烧嘴背压过低时，为防止回火的危险，由PSA 系统带动联锁装置，把燃料的上游阀切断，以免回火现象发生。第三节 精馏塔的自动控制精馏是在石油

72、、 化工等生产过程中广泛应用的一种分离过程。通过精馏使混合物料中的各组分分离。 分离的机理是利用混合物中各组分的挥发度(沸点 )不同，也就是在同一温度下，各组分的蒸汽分压不同这一性质，使液相中的轻组分(低沸物 )和汽相中的重组分(高沸物 )互相转移，从而实现分离。一般的精馏装置由精馏塔、再沸器、冷凝冷却器、回流罐及回流泵等设备所组成，如图9 3-1 所示。精馏塔是一个多输入多输出的多变量过程，内在机理较复杂，动态响应迟缓，变量之间相互关联，不同的塔工艺结构差别很大，而工艺对控制提出的要求又较高，所以确定精馏塔的控制方案是一个极为重要的课题。而且从能耗的角度来看，精馏塔是三传一反典型单元操作中能

73、耗最大的设备，因此，精馏塔的节能控制也是十分重要的。1精馏塔的静态特性精馏塔的静态特性可以通过分析塔的物料平衡和能量平衡关系来表述。现以图93-1所示二元简单精馏过程为例，说明精馏塔的基本关系。蒸汽汽包P1C LS P2C PSA P3C K 图 92-33 炉膛负压与安全保护控制系统燃料A O A O 空气精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 21 页，共 38 页名师整理优秀资源(1)物料平衡关系一个精馏塔， 进料与出料应保持物料平衡，即总物料量以及任一组分都符合物料平衡的关系。图93-1 所示的精馏过程，其物料平衡关系为：总物料平衡

74、FDB(935) 轻组分平衡fDBF zD xB x(936) 由式 (171)和(172)联立可得：()DfBBFxzxxD或BDBfxxxzFD(937) 式中F、D、B分别为进料、顶馏出液和底馏出液流量；zf、 xD、xB分别为进料、顶和底馏出液中轻组分含量。同样也可写成：BDfDxxzxFB(938) 从上述关系可看出，当D/F 增加时将引起顶、底馏出液中轻组分含量减少，即xD、 xB下降。而当B/F 增加时将引起顶、底馏出液中轻组分含量增大，即xD、xB上升。然而， D/F（或 B/F）一定，且zf一定的条件下不能完全决定xD、xB，只能确定xD与xB之间的一个比例关系，也就是一个方

75、程只能确定一个未知数。要确定xD与 xB两个因数，必须建立另一个关系式：能量平衡关系。(2)能量平衡关系在建立能量平衡关系时，首先要了解一个分离度的概念。所谓分离度s可用下式表示：)1 ()1(DBBDxxxxs(939) 从式 (939)可见，随着s的增大， xD也增大，而xB减小，说明塔系统的分离效果增大。影响分离度s 的因素很多，诸如平均相对挥发度、理论塔板数、塔板效率、进料组分、进料板位置以及塔内上升蒸汽量V 和进料量F 的比值等。对于一个即定的塔来说：FVfs(940) 式(940)的函数关系也可用一近似式表示：sFVln(941) 或可表示为：冷剂LDL 进料D,xDF,zfV 热

76、剂图 93-1 简单精馏控制示意图釜液 ,B,xBLB精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 22 页，共 38 页名师整理优秀资源)1 ()1(lnDBBDxxxxFV(942) 式中 为塔的特性因子。由式 (941)、(9 42)可以看出，随着V/F 的增加， s 值提高，也就是xD增加， xB下降，分离效果提高了。由于V 是由再沸器施加热量来提高的，所以该式实际是表示塔的能量对产品成分的影响，故称为能量平衡关系式。而且由上述分析可见，V/F 的增大，塔的分离效果提高，能耗也将增加。对于一个既定的塔，包括进料组分一定，只要D/F 和 V

77、/F 一定，这个塔的分离结果，即 xB和 xD将被完全确定。 也就是说， 由一个塔的物料平衡关系与能量平衡关系两个方程式，可以确定塔顶与塔底组分两个待定因数。上述结论与一般工艺书中所说保持回流比RL/D 一定，就确定了分离结果是一致的。精馏塔的各种扰动因素都是通过物料平衡和能量平衡的形式来影响塔的操作。因此，弄清精馏塔中的物料平衡和能量平衡关系，为确定合理的控制方案奠定了基础。2精馏塔的动态特性精馏塔是一个多变量、时变、非线性的对象，对其动态特性的研究，人们已做了不少的工作。要建立整塔的动态方程，首先要对精馏塔的各部分：精馏段、提馏段各塔板；进料板；塔顶冷凝器、回流罐；塔釜、再沸器等，分别建立

78、各自的动态方程。现以图 93-2 所示二元精馏塔第j 块塔板为例说明单板动态方程的建立。总物料平衡：dtdMVVLLjjjjj11（943）轻组分平衡：dtxMdyVyVxLxLjjjjjjjjjj1111（944）式中：L 表示回流量，下标指回流液来自哪块板；V 表示上升蒸汽量，下标指来自哪一块板的上升蒸汽；M 指液相的蓄存量；x、y 分别指液相和气相中轻组分的含量，同样下标指回流液及上升蒸汽各来自哪块塔板。由上述各部分的动态方程，可整理得到整塔的动态方程组。对于整个精馏塔来说是一个多容量的、相互交叉联接的复杂过程，要整理出整塔的传递函数是相当复杂的。随着现代控制理论的发展，时域分析方法在控

79、制系统加以应用，可对全塔整理而得的状态方程组，应用矩阵函数及状态传递矩阵理论，直接解出系统的时间响应。这样得到的精馏塔的动态数学模型，如果作了一些简化的假设，还是比较复杂的，阶次相当高。这些高阶动态数学模型必须进行降阶与简化，才能得到有实用价值的数学模型。有人对一个具有18 块培板的酒精水二元精馏塔进行降阶简化，得到了一个较为合适的三阶模型。3精馏塔的整体控制方案精馏塔是一个多变量的被控过程，可供选择的被控变量和操纵变量是众多的，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、塔结构不同等多方面因素，使精馏塔的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

80、常规的、基本的控制方案，作为确定方案时的参考。（1）传统的物料平衡控制这种控制方案的主要特点是无质量反馈控制，只要保持 DF(或 BF)和 VF(或回流比)一定，完全按物料及能量平衡关系进行控制。它适用于对产品质量要求不高以及扰动不多的情况。 方案简单方便， 但适应性不高， 目前在精馏控制中应用不多。图 9 3-3 和图 9 3-4分别为这种方案的两种类型。（2）质量指标反馈控制Lj+1j+1 MjLjVj Vj-1j-1 Lj-1图 93-2 精馏塔第j 块板物料流动情况j 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 23 页，共 38 页名

81、师整理优秀资源一般说来，精馏塔的质量指标只设定一个，分别称为精馏段控制和提馏段控制。在质量指标这个被控变量确定后，用以控制它的操纵变量的选择不一，可分别称之能量平衡控制 (直接控制 )和物料平衡控制(间接控制 )。能量平衡控制的操纵变量为L 或 Q(V) ，而物料平衡控制的操纵变量为D 或 B。即如图93-5 中控制阀Vl、V 2及 V3、V4分别指操纵变量为 L、Q 和 D、B。对于质量反馈控制的基本控制方案可作如下的归纳：常用的操纵变量有四个，分别为 L、D、Q(V) 、B。而被控变量除了质量指标一个外，尚有回流罐液位LD、塔釜液位LB。此时，用四个操纵变量与三个被控变量进行配对，将富裕出

82、一个操纵变量，这个操纵变量往往采用本身流量恒定，即它的流量作为第四个被控变量。于是按此配对，可列出常用基本方案24种。表 91 是根据这种配对方法列出较为常用的四种方案。表中所列方案1、2 一般适用于精馏段控制，3、4 适用于提馏段控制。而其中方案1、4 属于物料平衡控制，方案2、3 则属于能量平衡控制。F L D V B Q LC FC FC FC 图 93-4 传统物料平衡控制方案之二LC F L D B V Q LC FC FC FC 图 9 3-3 传统物料平衡控制方案之一LC V1V3D L F V Q V4V2 B 图 93-5 四个操纵变量精选学习资料 - - - - - - -

83、 - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 24 页，共 38 页名师整理优秀资源表 91 质量反馈控制方案被控变量方案质量指标LDLB恒定一个1 D L B Q 2 L D B Q 3 Q D B L 4 B D Q L 上述四种常用控制方案用图来表示，分别示于图9 3-6、 图 9 3-7、 图 9 3-8、 图 9 3-9。可以看出， 这四种最常用的基本方案有一个共同特点：恒定一个的控制系统，其作为被控变量的恒定量不是L 就是 Q（V） 。这种考虑其意图是很清楚的，对于一个正常平稳操作的精馏塔来说，恒定L 或 Q（V） ，从精馏工艺来说，是极有利于平稳操作的。现分别对这四种最基

84、本的控制方案分析其优缺点和使用场合。(1)图 93-6 所示为精馏段温度控制的方案，采用物料平衡控制方法，即按精馏段的质L D TC LC V FC F LC Q 图 93-7 表 91 中的方案 2 B TC LC Q V FC F L D LC 图 93-6 表 91 中的方案1 B V LC F FC L D LC 图 93-9 表 91 中的方案4 B TC Q 图 93-8 表 91 中的方案3 F FC L D LC B LC Q V TC 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 25 页，共 38 页名师整理优秀资源量指标来控

85、制馏出液D，并保持Q(V) 不变。本方案的优点是物料与能量平衡之间的关联最小。同时，内回流在环境温度变化时基本保持不变。例如当环境温度下降时，将使回流温度下降，内回流短时有所增加，但因使塔顶上升蒸汽减少，冷凝液也减少，回流罐液位下降，经 LC 控制使 L 减小，结果使内回流基本保持不变。这对精馏塔的平稳操作是有利的。此外，本方案精馏段质量指标直接控制D，一旦塔顶产品质量不合格时，由温度控制器自动关闭出料阀，切断不合格产品的排放。本方案的主要缺点是质量反馈的控制回路滞后较大，从 D 的改变到精馏段温度的变化，需间接地通过液位控制回路来实现，尤其在回流罐容积大时，反应更缓慢， 不利于质量控制。因此

86、，本方案适用于馏出液很小(或回流比较大)且回流罐容积适中的精馏塔。(2)图 93-7 也为精馏段温度控制的方案，采用能量平衡控制方法，即按精馏段的质量指标来控制回流量L，保持加热蒸汽Q 为定值。 本方案的优点是质量反馈回路的控制作用滞后小， 反应迅速， 因而对克服进入精馏段的扰动及保证塔顶产品是较为有利的。这种方案是精馏塔控制中最为常用的方案。本方案的缺点恰是图93-6 所示方案的优点。 首先是环境温度变化会改变内回流的量，这是由于本方案的L 是由温度控制器来控制的。同时物料与能量之间关联较大，不利于精馏塔的平稳操作。 本方案主要适用于LD0.8 的场合，以及要求质量控制滞后小的精馏塔。(3)

87、图 93-8 所示为提馏段温度控制的方案，采用能量平衡控制方法，即按提馏段的质量指标来控制加热蒸汽量Q，而对回流量采用定值控制。本方案的优点是质量控制回路滞后小，反应迅速， 有利于克服进入提馏段的扰动和保证塔底产品的质量。本方案也是精馏塔控制中应用广泛的方案，仅在VF0 时不采用。本方案的缺点为物料平衡与能量平衡关系之间有一定的关联。(4)图 93-9 也是提馏段温度控制的方案，采用物料平衡控制方法，即按提馏段的质量指标控制塔底产品采出量B，并保持回流量恒定。本方案和图93-6 方案一样，其优点是物料平衡与能量平衡关系之间关联小，且在塔釜产品质量不合格时，能自动切断塔釜采出阀。缺点是质量控制回

88、路的滞后大。本方案仅适用于 B 很小且 B20V 的塔。第四节 化学反应器的自动控制化学反应在化学反应器中进行。化学反应器在石油、化工生产中占有很重要的地位。它的重要性体现在两个方面。首先它是整个石油、化工生产中的龙头，提高产率，减少后处理的负荷，从而降低生产成本，这一切化学反应器起着关键作用。其次，化学反应器经常处在高温、高压、易燃、易爆条件下进行反应，且许多化学反应伴有强烈的热效应，因此整个石油、化工生产的安全与化学反应器密切相关。一化学反应的一些基本概念（1）反应速度化学反应导致物质的转化，这种转化只有当具有足够能量的反应物分子与其他有关分子发生碰撞时才能发生，所以化学反应需要时间。化学

89、反应的反应速度取决于分子的能量分布及有关分子间的碰撞机会。化学反应速度按照选取的基准，可采用不同的定义和表达方式。影响反应速度的因素有反应系统的温变、压力及系统中各组分的浓度等。此外， 在化学反应方程式中没有表达出来的某些物质，始催化剂或抑制剂，对反应速度也有较大的影响。（2）反应的热效应由于化学反应中产物与反应物的分子结构不同，它们所具有的内能亦不同，所以化学反应过程总是伴随着能量的变化。这种表现为吸热或放热的能量变化被称为反应热。（3） 反应过程常用指标用来衡量反应进行情况的常见指标有转化率、产率、收率及选择性等。如有下列反应：aA+bB lL+mM 物料 A 的转化率XA定义为：1AOA

90、AAAOAOCCCAXACC反应了的 的量进入反应器的的量其中 CAO为物料 A 的初始浓度， CA为计算转化率时A 的浓度。同理可定义其他反应物精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 26 页，共 38 页名师整理优秀资源的转化率。如果在上述反应中L 为预期产品，而M 为副产品，则其他几项指标可以定义如下：转化为产品 L 的 A的量产率（ ）= 反应了的 A的量转化为产品 L 的 A的量收率（ xp）= 进入反应器的 A的量生成的产品 L 的量选择性（ S）= 生成的产品 L 及副产品 M的量（4） 典型化学反应用一个化学反应方程式和一个

91、动力学方程式表示的反应称为单一反应，否则称为复合反应。实际生产中的化学反应多为复合反应，单一反应是很少的。复合反应有以下几种典型的化学反应： 可逆反应可逆反应是最常见的复合反应，从热力学的观点出发，所有化学反应均可看作可逆反应。如： aA+bB+ lL+mM+提高反应物的浓度或降低生成物的浓度，将使反应平衡向反应的正方向移动。 连串反应连串反应是指第一步反应的产物能够作为反应物进一步发生新反应的反应，如： A+BC C+BP 平行反应在平行反应中， 反应物能够同时分别进行两个或两个以上的化学反应，生成不同的产物和副产物，如： A+BP（产物） A+BR （副产物） 催化反应能够改变化学反应速度

92、而反应前后自身不被消耗的物质称为催化剂，有催化剂参加的反应为催化反应。 在反应进行过程中，催化剂的活性会逐渐减弱，使反应过程的特性发生变化。二化学反应器的类型随着石油、 化工过程的日新月异，反应器种类越来越多。为了能正确进行化学反应器控制系统的设计，必须对反应器的几种基本形式有一个大致的了解。(1)按反应器的进出物料状况可以分为间歇式和连续式。间歇式反应器是将反应物料分次或一次加入反应器中，经过一定反应时间后，取出反应器中所有的物料，然后重新加料再进行反应。 间歇式反应器通常适用于小批量，反应时间长或对反应全过程的反应温度有严格程序要求的场合。连续反应器则是物料连续加入，反应连续不断地进行，产

93、品不断地取出，是工业生产中最常用的一种。一些大型的、基本化工产品的反应器都采用连续的形式。(2)从物料流程的排列来分可分为单程与循环两类。按照单程的排列，物料在通过反应器后不再进行循环，如图94-1(a)所示。当反应的转化率和产率都较高时，可采用单程的排列。如果反应速度较慢，或受化学平衡的限制，物料一次通过反应器，转化很不完全，则必须在产品进行分离之后，把没有反应的物料循环与新鲜物料混合后，再送入反应器进行反应，这种流程称为循环流程，如图94-1(b)所示。需要指出的是，在进料中若含有惰性物质，则在多次循环后，惰性物将在系统中大量积聚，影响进一步的反应，为此需把循环物料精选学习资料 - - -

94、 - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 27 页，共 38 页名师整理优秀资源部分放空。 循环反应器有时也有溶剂的循环，或某些过于剧烈的化学反应，需在进料中并入一部分反应产物。（3）如从反应器的结构形式来分类，可以分为釜式、管式、塔式、固定床、流化床反应器等多种形式，如图图94-2 所示。图 94-2 中(a)为连续聚合釜，釜式反应器也有间歇操作的。(b)为管式结构反应器，实际上就是一根管道。(c)为塔式反应器，从机理上分析，塔式反应器与管式反应器十分相似。固定床反应器是一种比较古老的反应器，如图94-2(d)所示。为了增加反应物之间的接触，强化反应，可以将因相催

95、化剂悬浮于流体之中，成为流化床反应器，如图94- 2(e)所示。(4)从传热情况分，可分为绝热式反应器和非绝热式反应器。绝热式反应器与外界不进行热量交换， 非绝热式反应器与外界进行交换热量。一般当反应过程的热效应大时，必须对反应器进行换热，其换热方式有夹套式、蛇管式、列管式等。三化学反应器的控制要求对于一个化学反应器，需要从四个方面加以控制。(1)物料平衡控制对化学反应器来说，从稳态角度出发，流入量应等于流出量，如属可能常常对主要物料进行流量控制。另外，在有一部分物料循环系统内，应定时排放或放空系统中的惰性物料。(2)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

96、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。(3)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。产品图图 94-1 两种物料流程的反应系统（a）加热或冷却进料反应器后处理工序（b）溶剂或其他产品加热或冷却其他物料进料反应器后处理工序未反应物(a) (b) (c) (d) (e) 图 94-2 反应器的几种结构形式精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 28 页，共 38 页名

97、师整理优秀资源(4)质量控制通过上述三项控制， 保证反应过程平稳安全进行的同时，还应使反应达到规定的转化率，或使产品达到规定的成分，因此必须对反应进行质量控制。质量指标的选取，即被控变量的选择可分为两类：取出料的成分或反应的转化率等指标作为被控变量；取反应过程的工艺状态参数 (间接质量指标)作为被控变量。现以丙烯聚合反应釜为例，说明这些控制系统的设置情况。图94-3 为丙烯聚合反应的流程示意图。从图 94-3 中可以看出上述四个方面的控制。物料平衡控制。恒定输入物料量：聚合反应的主要原料丙烯及H2、乙烯、乙烷分别设置流量定值控制。另外聚合反应物浆液采出有液位控制。能量平衡控制。反应釜的釜温控制

98、冷却水量，使进、出釜及反应生成热达到平衡。质量控制。 在图中画出以气相出料中H2含量为质量指标，组成 H2含量与加入H2流量的串级控制系统，通过调整H2的加入量，保持反映聚合反应进行好坏的气相中H2含量为某给定值。此外，尚可设置熔融指数Ml的质量控制系统 (在图中没有画出)。约束条件控制。本工艺流程无爆炸危险，故控制较为简单，设有浆液液位报警系统，在釜内浆液液位过高、过低时发出报警信号。四反应器的特性化学反应过程涉及物料、能量的平衡、反应动力学等，推导机理模型较为困难，但有较明确的物理意义及对控制方案的指导。本节将对一非绝热反应器的动态模型作简要介绍，目的在于了解过程模型的建立方法，并由此引伸

99、出反应器的热稳定性问题的分析。图 94-4 所示为一个非绝热反应器，反应器内进行的是放热反应，为了控制反应的温冷却水F 冷却剂反应产物G，cV 图 94-4 非绝热连续反应器反应物 G，f，cp乙烯浆液FC 乙烷气相出料液位报警AC FC TC 图 94-3 丙烯聚合反应工艺流程示意图丙烯催化剂冷却水FC H2LC FC 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 29 页，共 38 页名师整理优秀资源度，必须通过载热体(冷却剂 )由夹套移去部分热量。现求取输入参数为冷却剂入口温度c，输出参数为反应物温度，即c通道的动态模型。热量平衡关系(釜内

100、的热量平衡)为：dtdQ=Ql一 Q2(181) 公式 (181)中：Q反应器内蓄存热量；Ql反应生成热量；Q2反应物与冷却剂带走热量反应器内化学反应所产生的热量(单位时间 )：yHxGQ01(182) 式中G反应物的质量流量，kgs；反应物的密度，kg m3；x0反应物的浓度，molm3；H每摩尔的反应热，Jmol；y转化率。在不考虑反应器热损失的前提下，由反应物和载热体冷却所带走热量的总和为：)()(2cfpKFGcQ(183) 式中c冷却剂入口温度；f、分别表示反应器的进料温度和出料温度（即反应器内的温度）；cp反应物的比热容（假定随着反应进行，组分变化，而cp为常数）；K载热体与反应器

101、内物料总传热系数；F传热面积。反应器内蓄热量的变化为：dtdcVdtdQp(184) 式中V 为反应器的容积。把式 (184)、式 (183)、式 (182)代入式 (181)，即得反应器得动态方程式为：)()(0fpcpGcKFyHGxdtdcV(185) 将方程式 (185)进行增量化，f = 0 得：pcpGcKFyHGxdtdcV)()(0(186) 对式 (186)消去中间变量 y，并进行线形化处理。y =（，x）对本系统，假定 x 变化很小，即 x = x0， 则0xyy。 由于在小范围内0xy为常数 Ky，则把 y 与得非线性关系经线性化近似后变为：yKy(187) 把式 (18

102、7)代入式 (186)可得：cyppKFKHGxGcKFdtdcV)()(0(188) 对微分方程 (188)经拉氏变换得：1)()(sTKssPpc（189）精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 30 页，共 38 页名师整理优秀资源式中yppKHGxGcKFKFK0ypppKHGxGcKFcVT0由此可见，这个非绝热反应器关于c 通道的动态特性可以用一个一阶微分方程来描述， 其传递函数是一个一阶滞后环节。在推导过程中忽略了反应器夹套间壁热容量，且假定釜内温度的分布是均匀的，因此简化为一个集中参数的对象了。五反应器的热稳定性分析绝大部分

103、的被控工业对象都具有稳定性，是一个开环稳定的对象。然而， 反应器的情况不一样，化学反应过程常伴有强烈的热效应，有的是吸热，也有的是放热。对于吸热效应的对象，如果因外扰使反应器内温度升高，则随之反应速度将加快，吸热效应加强，使反应器内温度回降。所以吸热效应的反应过程，对于温度的变化，对象本身具有负反馈性质，其开环特性是稳定的，与通常具有自衡的对象有相似的特性。但对于具有放热效应的对象，情况完全相反。 同样因外扰使反应器内温度升高，随着反应速度的加快，释放的热量也迅速增多，最终导致温度不断上升。因此，对于这种具有正反馈性质的放热反应器，在外扰作用下，温度的变化将向两个极端方向发展。一种如上面所分析

104、的，温度一直上升， 最终使反应急速终了；另一种如果外扰先引起反应器温度下降，则温度不断下降，直到反应停止。不少高分子聚合过程的情况就如此。对于这样的放热反应过程，如果没有适当的换热措施，将是一个开环不稳定的对象。1反应器静态工作点的热稳定性为进一步分析反应器热稳定性问题，现以图图 94-5 所示非绝热反应器为例加以说明。由式 (18 2)可知，化学反应的生成热Ql与转化率 y 成正比。因此，在某一停留时间下Ql曲线如图图94-5 中虚实线所示，其与y曲线有相似的形状。即曲线的下半部分是由平变陡，这是由于反应速度是随着温度的升高而加大，而且越来越大；而曲线的上半部分，是由陡变平，这是由于反应已接

105、近完成。再增高温度将不起多大作用。所以Q1曲线呈 S 形。暂且假定反应器处于绝热状态，则由反应器流出的反应产物所带走的热量为：Q2Gcp(f) (1810) 方程 (18 10)在 Q 平面上为一直线方程，其斜率为Gcp，轴的初始点为 f，如图图 94-5 中所示。此时可有下列几种情况。(1)直线 1 的情况，反应器的操作是稳定的。Ql与Q2内线交于 C 点，热量达到平衡 (QlQ2)，因此， C 点是系统的静态工作点。当外扰作用使系统偏离工作点时，如使升高， Q2的增大要大于Ql的增大，也就是除热大于放热，则 将会回落到静态工作点C。同理，扰动使下降时， Ql Q2，也会回升到静态工作点 C

106、。所以在这种情况下，建立的静态工作点C 是稳定的。(2)直线 2 的情况， 它与放热曲线共有三个交点C、D 和 E 点。对于工作点C，当外扰使升高时，由于此时放热Ql将大于除热Q2，所以 将继续上升。而当 下降时，则因此时Q2Ql，将使 不断下降。所以工作点C 是不稳定的静态工作点，而D、E 两个工作点，其情况与直线1 时的 C 点一样， 为稳定的静态工作点。所以在直线2的情况， 一旦工作点C受到扰动，它将移动到新的稳定的静态工作点E或 D。(3)直线 3 的情况，它与放热曲线只有一个交点C，而这个静态工作点与直线2 时的 C点情况是相同的，为不稳定的静态工作点，当反应器在C 点受到外扰后，不

107、是温度不断上升，直至反应全部完成，就是温度持续下降，直到反应完全终止。图图 94-5 Q1曲线1Q14 C D 3 E2 精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 31 页，共 38 页名师整理优秀资源(4)直线 4 的情况， Ql与 Q2两线根本不相交，不存在任何静态工作点。如果改为非绝热状态，则由式（183）可知，移去的热量为：)()(2cfpKFGcQ这样 Q2直线的斜率变得陡些，从而能使Q2直线和 Ql曲线之间的相互关系，从上述的 (4)变成 (3)或(2)的情况，直至(1)的情况，提高了稳定性。2开环不稳定，闭环稳定的条件式（ 18

108、 9）描述了一个非绝热式反应器的动态特性，其C通道的特性为1)(sTKsGPpP其中yppKHGxGcKFKFK0ypppKHGxGcKFcVT0当ypKHGxGcKF0时，上式中的KP、TP均为“”值。此时反应物带走热量与冷却剂带走热量之和小于反应生成热量，该反应器处在热不稳定状态，此时的反应器状态对应于图 94-5 的直线 (4)、(3)状态。如果采用图94-6 控制系统对该反应器进行控制，根据控制原理，此时反应过程稳定条件为：KC|KP| 10 （1812）根据该公式可以导出对控制器KC的要求为：KC1 |KP| （1813）式 （18 13） 表明，控制器的比例放大倍数必须要大于被控反

109、应器的控制通道放大倍数倒数。反应器控制通道放大倍数是指冷却剂对反应物出口温度的影响程度。放大倍数越大表示冷却效果越好， 带走反应生成热就越多，此时控制器比例放大倍数就可以小一些。反之冷却效果越不好，则要求控制器比例放大倍数越大。这种放大倍数只能处于一定范围内才能稳定的系统，有时也称为“条件性”稳定系统。由上面的讨论可以看出，反应器与其他典型单元操作具有不同的开环特性。因此， 在设计反应器控制系统时尤其是放热效应强的反应过程，必须考虑到热稳定性问题，采取有效的控制手段，确保系统的安全运行。六反应器的基本控制方案化学反应器的种类很多，控制上的难易程度也相差很大。较为容易的控制与一个换热器相似。而对

110、一些反应速度快，热效应强烈的反应器，控制难度就比较大。化学反应器的控制要求，除了保证物料、热量平衡之外，还需进行质量指标的控制，以及设置必要的约束条件控制。关于反应器的质量指标控制，与精馏塔的质量指标选取类似。一种是直接的质量指标，常用出料的成分或反应的转化率等作为质量控制的被控变量；另一种以反应过程的工艺状态参数作为被控变量，其中温度是最常用的间接质量指标。1反应器的温度控制反应器的基本控制方案中，温度控制是较为重要的。首先从热稳定性出发，温度的控制可以建立一个稳定的工作点，使反应器的热量平衡。同时， 让反应过程工作在一个适宜的温度上，以此温度间接反映质量指标的要求，并满足约束条件。（1）绝

111、热反应器的温度控制绝热反应器由于与外界没有热量的交换，因此只能通过调整物料的进口状态来实现控制。所谓物料进口状态的控制，即控制物料的进口浓度x0、进料温度 f和负荷量G。进口浓度x0的控制以进口浓度x0作为操纵变量来控制反应器温度，它的机理可从绝热反应器的热量平衡式中得出：图 94-6 反应器温度控制物料TC 反应物冷剂精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 32 页，共 38 页名师整理优秀资源HyGxGcfp0)(1815) 对式 (1815)整理可得：pfcyHx0)(1816) 由式 (18l 6)可知，当 f不变时，随着x0的增大

112、 (放热 Ql增大 )，反应器温度也增大。如果以图图94-7 中放热曲线和除热曲线的相对位置来说明控制机理，则 x0变化， 除热曲线不变，而放热曲线随x0的增大上移，工作点也上移，反应器的反应温度也随之升高。图 1810 所示说明了这一机理。改变进口浓度x0的常用方法有以下几种。a. 改变主要反应物的量。进而改变进料浓度x0，控制反应温度。b. 改变已过量的反应物的量同样改变进料浓度制 x0，达到控变换炉内反应温度。c. 循环操作系统中改变循环量。调节进料浓度x0，从而控制合成塔的反应温度。d. 在均相催化反应中改变催化剂的量。改变催化剂量来调整进料浓度x0，控制聚合釜内反应温度。 进料温度

113、f的控制提高进料温度f，将使反应温度升高，这个控制机理由式 (1816)变形可得：pfcyHx0(1817) 从式 (1817)中可以看出，在其他条件不变的情况下，随着f升高，反应温度也升高。如果用除放热曲线的相对位置来说明，则随着f的提高，除热曲线右移，工作点上移，反应温度 升高，如图94-8 所示。改变进料温度f的具体控制方案常用以下几种，分别如图9 4-9、 图 9 4-10、 图 9 4-11所示。图 94-7 x0的变化引起 的变化x0Q1 载热体进料TC 图 94-9 反应器入口温度控制方案之一图 94-11 反应器入口温度控制方案之三进料出料TC Q1f图 94-8 f的变化引起

114、 的变化图 94-10 反应器入口温度控制方案之二TC 出料精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 33 页，共 38 页名师整理优秀资源需要注意的是，采用图94-10 的方案，进口物料与出口物料进行热交换，这是为了尽可能回收热量。 对于这种流程， 如果对进口温度不进行控制，则在过程中存在着正反馈作用。倘若反应器内温度已经偏低，那么在热交换后，进料温度亦会降低，而这又进一步使反应温度降低，可能成为恶性循环，最后使反应终止。这也是反应器的热稳定性问题。现采用进口温度的自动控制，就切断了这一正反馈通道。 改变负荷G 负荷 G 的变化同样能用来控

115、制反应温度。它的机理是，随着负荷G 增大，物料在反应器内的停留时间减少，导致转化率 y 下降，于是反应放热也减少，在除热不变的情况下，反应温度就降低。如果用放、除热曲线来说明，如图94-12 所示。在实际控制方案中，这种方法一般很少采用，其原因是负荷 G 经常变动，影响生产过程的平稳，并且用改变转化率y 来控制 ，经济效应较差。（2）非绝热反应器的温度控制由于非绝热反应器是在反应器上外加传热，因此，可以像传热设备那样来控制反应温度。控制方案中常应用分程控制和分段控制。图 94-13 所示是较为典型的分程控制方案，已在分程控制系统讨论时探讨过。图 94-14 所示为反应器的分段控制原理图。采用分

116、段控制的主要目的是使反应沿最佳温度分布曲线进行，这样每段温度可根据工艺要求控制在相应的温度上。例如在丙烯腈生产中，丙烯进行氨氧化的沸腾床反应器就采用分段控制。在某些反应中，温度稍高反应物会因局部过热造成分解、暴聚等现象。此时若为强放热效应的反应过程，热量不能及时除去，而且不能均匀地除去，上述现象就极易产生。采用分段控制对此问题也是有效的。以上介绍的是非绝热反应器原则性方案。根据控制要求， 演化出各类复杂控制系统。例如对于采用夹套除热的釜式反应器，经常以载热体流量作为操纵变量，因其滞后时间较大，有时温度指标的控制质量难以满足工艺的要求，就引入串级控制方案。可以视扰动情况，分别采用反应温度对载热体

117、流量的串级控制，反应温度对载热体阀后压力的串级控制，或是反应温度对夹套温度的串级控制等等。图94-15 即为反应温度对夹套温度的串级控制。如果生产负荷(进料量 )变化较大，可以采用以进料流量为前馈信号的控制系统。图94-16 所示为反应器温度的前馈反馈控制系统。G 图 94-12 负荷变化改变Q1冷却剂冷却剂冷却剂TC TC TC 图 94-14 反应器分段控制原理图图 94-13 反应器的分程控制进料蒸汽冷水TC 出料精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 34 页，共 38 页名师整理优秀资源2反应器的进料流量控制进料流量的控制是为了充

118、分利用原料，保证各进料组分进入反应器的量适宜，且互相之间保持一定的比例，减小由于原料使用不充分造成经济损失。此外进料流量尽可能稳定，有利于生产过程的平稳操作。图 94-17 所示即为对各进料组分的流量分别进行定值控制。如其中某一物料流量不易进行控制时，可采用图94-18 所示的定比值控制系统。当进料浓度发生变化或因一些其他因素使进料组分之间的实际比率发生变化时，可釆用变比值控制系统，用第三参数（成分信号或温度等间接质量指标）来校正进料组分的比率。3反应器的压力控制当反应器内进行的是气相反应、氧化反应、氢化反应或高压聚合等反应过程时，经常需对反应器内的压力进行控制。此外，反应器内的压力与其温度之

119、间有一定的关系，为得到较好的温度控制，有时也需要对反应器的压力进行控制。如果反应过程中有气相进料，则可调节这个气相进料来控制反应器的压力，如图94-19 所示。此外，也可通过对反应气相或液相出料的调节，控制反应器内的压力，如图94-20 所示。出料进料冷却剂图 9 4-16 反应器前馈反馈控制Gff+ TC 图 94-15 反应器串级控制进料TC 出料TC 冷却剂FC 反应器K 图 1821 进料流量定比值控制系统反应器FC FC 图 9 4-17 进料流量定值控制系统A B B A FC FC 反应器A B K 图 9 4-18 进料流量变比值控制系统精选学习资料 - - - - - - -

120、 - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 35 页，共 38 页名师整理优秀资源习题与思考题1离心泵流量控制方案有哪几种形式？2离心泵与往复泵流量控制方案有哪些相同点与不同点？3离心泵与离心式压缩机制方案有哪些相同点与不同点？4何谓离心式压缩机的喘振？喘振产生的原因是什么？5防喘振控制方案有哪几类？6某工程所用离心式压缩机，p1 = p2r/bK2，其中 r、b、K 为有关参数，按此方程组成一可变极限流量防喘振控制系统，画出该系统的原理图，并指出在什么条件下打开旁路阀？7在图 95-1 所示的热交换器中，物料与蒸汽换热，要求出口温度达到规定的要求。试分析下述情况下应采用何种控制方案

121、为好。画出系统的结构图与方块图。(1)物料流量F 比较稳定，而蒸汽压力波动较大。(2)蒸汽压力比较平稳，而物料流量F 波动较大。(3)物料流量厂比较稳定，而物料入口温度O及蒸汽压力p 波动都比较大。8某生产工序为了回收产品的热量，用它与另一需要预热的物料进行换热。为了使被预热物料的出口温度达到规定的质量指标，采用了如图95-2 所示的工艺。根据上述情况，你认为有哪几种可供选择的控制方案，画出其结构图，并确定系统中控制阀的开闭形式及控制器的正、反作用。PC 进料产物气相进料图 9 4-19 调节进料的压力控制PC 液相进料产物气相进料图 94-20 调节出料量的压力控制产品物料图 95-2 习题

122、 8 图蒸汽冷凝水物料F，O图 95-1 习题 7 图精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 36 页，共 38 页名师整理优秀资源9画 95-3 绘出的是管式加热炉原油出口温度两种不同的控制方案。其中 A 方案为原油出口温度与燃料油压力串级控制。方案B 为原油出口温度与炉膛温度串级控制。试比较这两种控制方案的优、缺点以及它们所适用的场合。10汽包水位的假液位现象是怎么回事?它是在什么情况下产生的?具有什么危害性? 11精馏塔控制的要求是什么? 12影响精馏塔操作的因素有哪些?它们对精馏操作有什么影响? 13什么是物料平衡参数?是哪几个 ?

123、什么是能量平衡参数?又是哪几个 ? 14什么情况下采用精馏段温控?什么情况下采用提馏段温控? 15精馏塔为什么要有回流?回流比大小对精馏过程操作有什么影响? 16何谓物料平衡控制?何谓能量平衡控制？17试绘出一个主要产品在塔顶的能量平衡控制方案。18试绘出一个主要产品在塔底的物料平衡控制方案。19按结构形式来分反应器主要有哪些类型? 20何谓化学反应速度?影响化学反应速度的因素有哪些?它们是如何影响的? 21化学反应器的数学模型是在哪些基本规律的基础上推导出来的? 22化学反应器控制的目标和要求是什么? 23化学反应器常用的控制方案有哪些? 24化学反应器被控变量如何选择?可供选择作为操纵变量

124、的有哪些? 25化学反应器以温度作为控制指标的控制方案主要有哪几种形式? 26为什么吸热化学反应对象自身是稳定的，而放热化学反应对象是否稳定的? 27开环不稳定的系统闭环稳定的条件是什么? 28今有一放热化学反应器，采用如图95-4 所示的温度控制方案。如果把控制器的比例放大倍数放得很小，系统会出现什么现象?说明它的道理 (假定反应器连同测量变送装置和控制阀一起被视为一广义对象，其传递函数为一阶的)。29某化学反应器， 其热效应并不大，使用如图95-5 所示控制方案是否可行?说明其理由，TC1TC TC2原油燃料油（b）PC 原油燃料油（a）图 95-3 习题 9 图出料TC 冷却水进料图 9

125、5-4 习题 28 图精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 37 页，共 38 页名师整理优秀资源并从稳态工作点的建立解释其温度控制的机理(可用图来加以说明)。30某反应器中进行的是放热化学反应。由于化学反应的热效应比较大，必须考虑反应过程中的除热问题。然而该化学反应又须在一定的温度下方能进行，因此， 在反应前必须考虑给反应器预热。为此，给反应器配备了冷水和热水两路管线，热水是为了预热，而冷水则是为了除热，如图95-6。据上述情况要求，给该反应器设计一合适的控制系统，画出该系统的结构图，确定控制阀的开闭形式、控制器的正反作用以及各控制阀所接受的信号段。T 冷水图 95-6 习题 30 图热水进料出料进料图 95-5 习题 29 图冷却剂TC 生成物精选学习资料 - - - - - - - - - 名师归纳总结 - - - - - - -第 38 页，共 38 页