精馏塔再沸器典型温度控制方案的分析与优化

沈俊（中石化上海工程有限公司，上海　200120）



精馏塔再沸器典型温度控制方案的分析与优化

沈俊
（中石化上海工程有限公司，上海200120）

摘 要化工设计中精馏塔再沸器温度控制方案众多，文章列举了两类典型的温度控制方案，分别为传热平均温差Δtm和传热面积A控制方案。对上述两类控制方案分别从控制原理、控制效果、投资等方面进行分析，找出各自的优缺点，并逐步提出优化方案，以期满足不同的设计工况。

关键词再沸器控制；控制优化；温度控制； 精馏塔再沸器

精馏过程是一种利用回流使液体混合物得到高纯度分离的蒸馏方法，是工业上应用最广的液体混合物分离操作，广泛用于石油、化工、轻工、食品、冶金等部门。

再沸器作为精馏塔的重要组成部分，直接影响着整个精馏塔系的气相负荷、塔釜温度和塔釜产品质量。由于水蒸气介质稳定、易得，并且传热系数高，所以被广泛用作再沸器的热媒。本文仅针对以饱和蒸汽为热媒的再沸器，列举了两类典型的温度控制方案，并从工艺、仪表控制和投资等方面进行分析，以期得到控制平稳、凝液回收流畅的再沸器温度控制方案。

1　理论依据

参照公式（1），调节再沸器负荷（即传热速率Q）的手段，主要有三种：一是改变传热系数K；二是改变传热面积A；三是改变传热平均温差Δtm。对于需要完成特定生产任务的再沸器，难以用改变传热系数K的方式来调节再沸器负荷。相比而言，改变传热面积A和改变传热平均温差Δtm这两种方式较易实现，也是本文研究重点。

式中 Q—传热速率，J/s；

K—传热系数，w/(m2·k)；

A—传热面积，m2；

Δtm—传热平均温差，K。

2　精馏塔再沸器典型温度控制方案

2.1两类典型的温度控制方案

对于用蒸汽作热媒的精馏塔再沸器，塔釜温度或灵敏板温度作为一个重要的控制指标，影响着整个精馏塔的分离效果和负荷能力。目前，对于塔釜温度或灵敏板温度的控制方案有很多，限于文章篇幅限制，本文列举了在炼油和化工中常用的两类典型温度控制方案[2]。

2.1.1传热平均温差Δtm控制方案

传热平均温差Δtm控制方案如图1所示。这种控制方案较常用，它的控制原理：通过控制调节阀开度大小来改变进再沸器的蒸汽压力，从而改变对应蒸汽饱和温度t1，起到改变传热平均温度Δtm的作用。例如，参照图1所示，当某个扰动使温度T2低于设定值时→调节阀开大→进再沸器蒸汽压力P2变大→该压力下对应蒸汽饱和温度t1升高→传热平均温差Δtm变大→再沸器传热速率Q变大→加热量变大促使T2上升回到设定值。

在一定的控制范围内，再沸器的传热面积A基本是保持不变的；而且由于热侧是冷凝过程，冷侧是沸腾过程，两侧传热系数都较高，总传热系数K变化不大，因此，总传热系数也可以视为基本不变；所以传热速率Q可以通过改变传热平均温差Δtm来实现。这种控制方式的优点在于调节灵敏，控制迅速，立竿见影。

需要注意的是，对于传热平均温差Δtm较大的系统（即冷测温度过低的系统），这种控制方案就不适用。因为通过控制调节阀开度，能改变的蒸汽饱和温度有限，即对传热平均温差Δtm的影响有限，本方案缺少足够的控制能力和范围通过调节再沸器负荷来快速消除较大扰动。例如，对于冷侧温度很低的工况，当某个较大扰动使T2温度远高于设定值时→控制系统自动减小调节阀开度→传热平均温差Δtm值减少有限，有足够的推动力促使进入壳侧的气相蒸汽冷凝来提供热量→再沸器负荷降低有限，未达到预期调节效果→调节阀开度继续减小→直至实时的进入蒸汽量小于实时的蒸汽冷凝量→蒸汽侧压力P2持续降低直至低于凝液侧压力P4→导致凝液短时内无法顺利排出→凝液在壳侧的累积使传热面积A迅速减小→传热速率Q迅速降低→使T2温度随之迅速降低→调节阀开度自动开大→足够的蒸汽压力又促使凝液被排出再沸器。这种脉冲式凝液排出方式，会使得再沸器回流温度T2波动很大，该控制方案是不适宜的。对于传热平均温差Δtm较大的系统，建议采用图2所示的控制方案。

图1　传热平均温差控制方案Fig. 1 Average temperature difference control

2.1.2传热面积A控制方案

传热面积A控制方案如图2所示，也是一种典型的温度控制方案。控制原理：通过控制调节阀开度来改变凝液的排出速率，进而改变再沸器内凝液的液面高度，相对地改变了再沸器的传热面积A。例如，当某个扰动使T2温度低于设定值→调节阀开大→换热器内凝液液面下降→传热面积A增大→蒸汽冷凝量增大并提供更多的热量，使T2回到设定值。

通过公式（1）可以看出，在传热平均温差Δtm和总传热系数K基本不变的情况下，这种控制方案是通过改变再沸器的传热面积A来调节再沸器的加热负荷。这种控制方案的优点在于控制稳定、调节阀尺寸较小（相对于安装在蒸汽气相管路上的调节阀），适用于大多数工况。并且再沸器蒸汽侧压力P1基本恒定（等于蒸汽管网压力），避免了蒸汽侧因失压而造成凝液排出不畅的现象。

需要注意的是，这种控制方案是通过改变传热面积A来达到改变再沸器的加热负荷，所以在设计再沸器时，为保证一定的负荷调节能力，需要有一定的传热面积余量，而这部分余量会增加再沸器的投资费用。另一方面，这种方案存在滞后现象，需要一定时间来改变再沸器液面高度实现温度控制，对化工生产和操作也是不利的。

图2　传热面积控制方案Fig. 2 Heat transfer area control

2.2优化方案

对上述两类典型的控制方案进行优化，分别从控制方案的稳定性和凝液回收系统的稳定性这二个方面进行优化和分析。具体如下：

为增加控制方案稳定性，引入串级控制概念——将两个调节器串联起来工作，其中一个调节器的输出作为另一个调节器的设定值。在这里控制系统的主变量是塔釜温度或灵敏板温度，副变量为饱和蒸汽流量。副变量是为了稳定主变量而引入的辅助变量，主变量的输出值经过一定运算作为副变量的设定值，做到实时修正。简单的理解就是，引入副变量能有效防止控制过度，以免造成主变量的脉冲式变化，有效增加了控制方案的稳定性。

为增加凝液回收系统稳定性，引入凝液缓冲罐概念，能有效防止蒸汽直接串入下游凝液管网，影响其他用户的正常排液。如图1所示，用的是疏水阀排凝液，在凝液量快速减少时，易发生串汽的不利现象，对下游凝液回收管网造成波动；如图2所示，直接用阀门控制，当再沸器内液面过低时，蒸汽容易击穿换热器内液面，串入下游凝液管网，同样也是不利的。增加凝液缓冲罐，可以有效增加汽液分离时间，罐内稳定的液位高度能有效地避免蒸汽直接进入凝液管网，增加了凝液回收系统的稳定性。

2.2.1传热平均温差Δtm控制——优化方案1

优化方案1[3]（见图3）是在图1方案的基础上，提出如下优化措施：① 引入流量这个副变量，采用串级控制方案来控制塔釜温度；② 增设凝液缓冲罐，用液位控制维持罐内一个稳定的液位，能有效防止串汽现象。同时在凝液罐顶设一个限流孔板，可以排出少量凝液闪蒸汽和部分不凝气，使凝液缓冲罐维持一个相对低压，保证凝液能顺利流入缓冲罐内。

图3　传热平均温差控制——优化方案1Fig. 3 Average temperature difference control-optimization scheme 1

优化方案1已经用于神华包头烯烃分离示范装置，从现场反馈得知，开车时由于部分再沸器的冷热介质温差较大，受限于控制方案对传热平均温差Δtm的调节能力和范围，可能导致凝液罐失压，严重时会产生凝液脉冲式排放现象。现场观察后发现需要等凝液缓冲罐液位计满液位后一段时间，才能将凝液顺利排出。由于控制方案对主控变量Δtm控制能力的限制，图3和图1这两种方案，均未能避免这种凝液的脉冲排放现象，唯一的区别在于图3方案的脉冲周期较长（因引入凝液缓冲罐），脉冲波幅较小（因增加串级控制），具体见图4的曲线。凝液脉冲式排放，对再沸器出口温度T2影响很大，建议用图5的优化方案2。

图4　传热平均温差控制脉冲式Fig. 4 Average temperature difference control—diagram of impulse type discharge

2.2.2传热面积A控制——优化方案2

优化方案2（见图5）是在图2方案的基础上，同样增加了串级控制和凝液缓冲罐，有效增加了控制方案的稳定性和避免了调节阀因开度过大造成的串汽现象。不同点在于缓冲罐顶设有压力平衡管，与蒸汽进气管线进行压力平衡恒定缓冲罐内压力，以保证凝液有足够压力连续排放，减少了凝液排放的波动。这个方案同图2一样，属于传热面积A控制方案，适用于控制灵敏度要求不高的系统，但相比图2方案有效增加了控制系统和凝液回收系统的稳定性。

但是，优化方案2也有不足之处。首先，由于凝液缓冲罐压力与蒸汽进气管压力相等，为使凝液顺利流入缓冲罐，需预留一定的液位差h来抵消这部分管道阻力降、调节阀压降和再沸器压降。同样意味着需将精馏塔的标高升高h米，将增加裙座投资费用。其次，同图2方案一样，要考虑一定的再沸器设计余量，需增加设备投资费用，而且控制系统一样存在滞后现象。

对于优化方案2，凝液缓冲罐需要特殊设计。由于这种设计传热面积有余量，势必使凝液有一定的过冷度，而罐内气相与蒸汽进口管线平衡，对应压力下的气相饱和温度肯定与过冷液相存在一定的温度梯度，罐内压力在扰动较小时，能达到一个动态平衡，即通过平衡管进入的蒸汽量等于冷凝的蒸汽量。但是，如果凝液直接由气相喷入缓冲罐内，会破坏罐内原有的气/液相传热膜平衡，引起罐内压力的波动，在波动较大时，甚至会造成进罐凝液的水锤现象，使控制方案失效。为避免上述不利现象的产生，需在缓冲罐内设计一根内伸管，并引入液面以下，创造一个稳定的气/液相传热界面来稳定罐内压力。目前，国外的BASF公司已经在设计中考虑到上述问题，采用如图6所示的带内伸管的凝液缓冲罐设计。

图5　传热面积控制——优化方案2Fig. 5 Heat transfer area control—optimization scheme 2

图6　优化方案2的凝液缓冲罐特殊设计Fig. 6 Condensate pot's special design of optimization scheme 2

对于冷热介质温差较大或控制灵敏度要求不高的系统，建议使用优化方案2。目前，此种控制方案已经用于国内的裂解气分离装置的丙烷、丙烯分离塔上，控制效果还是相当不错的。

2.2.3传热面积A控制——优化方案3

图7所示的优化方案3是在优化方案2的基础上，考虑投资、设备布置等方面因素，综合得出的最优化方案。

为尽量降低引入缓冲罐对精馏塔标高的要求，在优化方案3中采用卧罐设计，正常操作时采用满罐操作，最大限度地降低了对精馏塔标高的要求，节省了裙座投资费用。由于是满罐操作，缓冲罐不需要预留气相空间，减少了罐体的设备投资。

相比优化方案2，在仪表配置上仅需单个调节阀就能满足控制要求，设计精简，节省投资。控制原理是：调节阀通过温度流量串级控制，通过控制调节阀开度大小来调节再沸器内液面高低来调节传热面积A，起到控制再沸器负荷的作用。当卧罐内液面低于设定值（根据调节阀全行程时间+响应时间来确定液位高度）时，低液位超弛控制，关闭调节阀，有效避免发生串汽现象。

图7　传热面积控制——优化方案3Fig. 7 Heat transfer area control—optimization scheme 3

3　结论与建议

在工程化设计中，使用较多的温度控制方案就是优化方案1、2、3，这3种方案分别适用于不同工况。对于冷热侧介质温差较小的系统，建议使用优化方案1，这种方案控制迅速，反应灵敏；对于控制灵敏度要求不高的系统，建议使用优化方案2，这种方案调节范围大，调节阀投资低；优化方案3是在优化方案2的基础上，进一步减少了调节阀数量，降低精馏塔裙座高度，减少投资，属于传热面积A控制的最优化方案之一。

在控制方案筛选时，设计人员首先应关注的是换热介质间的温度差，再看塔釜温度/灵敏板温度的控制灵敏度要求，最后从经济性考虑，选用一种适合当前工况的再沸器温度控制方案。

参考文献

[1] 陈敏恒，丛德滋，方图南，等.化工原理（上）（第二版）[M].北京：化学工业出版社，1999.

[2] 石油化工自控设计建设组. 化工及炼油生产中的自动调节[M]. 1972.

[3] 高秀娟.管壳式换热器温度控制方式的优化与应用[D]. 内蒙古多伦：大唐内蒙古多伦煤化工有限责任公司，2013.

Analysis and Optimization of Typical Temperature Control Scheme for Reboiler in Distillation Column

Shen Jun
（SINOPEC Shanghai Engineering Co., Ltd, Shanghai 200120）

Abstract:In chemical design, there are many schemes in temperature control for reboiler used in distillation column. In this article, two typical kind of schemes were demonstrated, that are the scheme using average differential temperature Δtmand scheme using heat transfer area A. These two schemes were analyzed from control principle and control effect respectively. The pros and cons for two schemes were found, and then the optimum scheme was proposed so as to adapt different working conditions.

Keywords:control of reboiler; control optimization; temperature control; reboiler in distillation column

作者简介：沈俊（1982—），男，工程师，主要从事石化工艺设计。

收稿日期：2015-08-04

中图分类号：TE 962

文献标识码：A

文章编号：2095-817X（2015）06-001-000