第三节典型设备的自控流程课件.ppt

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1、第三节 典型设备的自控流程,一、泵:P33 离心泵 离心泵流程设计一般包括： （a）泵的入口和出口均需设置切断阀；一般采用闸阀，不改变介质流向，阻力小，为了维修和开车用。 （b）在泵出口与第一个切断阀之间安装止回阀，防止停泵时物料回流，靠近出口处安装。 （c）在泵吸入侧，入口切断阀后，入泵前设一Y型过滤器，防止杂物进入泵体. （d）泵体和泵的切断阀前后的管线应设置放净阀。,（e）在切断阀与泵之间接压力表，离泵愈近愈好，压力表供泵开车观察和调节出口压力用。 （f）根据具体和特殊情况应补加辅助管线，如密封、冲洗、冷却、平衡、保温、防凝等。 离心泵流量控制大体可采用直接节流法、旁路调节法和改变泵的转

2、速法。,图2-2 离心泵的直接调节法 图2-3 离心泵的旁路调节法,图2-2, 简单易行普遍采用。不适宜介质正常流量低于泵的额定流量的30%以下的场合。如图2-3，会使泵的总机械效率降低，优点是调节阀直径较小，可用于介质流量偏低的场合。 当泵的转速改变时，泵的流量特性曲线会发生改变，从而达到调节流量的目的。这种方法的优点是节约能量，但驱动机及其调速设施的投资较高，一般只适用于较大功率的机泵。往复泵 往复泵多用于流量较小，压头要求较高的场合，用蒸汽机带动的往复泵，可通过改变原动机的转速，控制泵的出口旁路，改变冲程来实现调节。 改变原动机的转速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

3、泵的出口流量，如图2-4。,控制泵出口旁路是用改变旁路阀开度的方法来控制实际排出量，如图2-5。,真空泵 真空泵可采用吸入管阻力调节和吸入支管调节的方案，如图2-6(a)和图2-6(b)所示。,蒸汽喷射泵的真空度可以用调节蒸汽的方法来调节，如图2-7所示。 压缩机的进口压力调节一般可采用在压缩机进口前设置一缓冲罐，从出口端引出一部分介质返回缓冲罐以调节缓冲罐的压力，见图2-8。,二、换热器 化工生产常用的传热设备主要有换热器、冷凝器、再沸器及加热炉等，由于传热的目的不同，被控变量也不完全一样，多数情况下，被控变量是温度。 两侧均无相变的情况 当换热器两侧流体均无相变时，可采用调节载热体的流量，

4、控制载热体旁路流量，控制被加热流体自身流量及控制被加热流体自身流量的旁路几种方法来实现。 a、调节载热体的流量 通过调节载热体的流量稳定被加热介质出口温度的方法如图2-9。,适用于载热体流量的变化对温度影响敏感的场合。若载热体本身的压力不稳定，可另设稳压系统，或者采用以温度为主变量，流量为副变量的串级控制系统如图2-10。,b、调节载热体旁路流量 若载热体为工艺流体，其流量须保持恒定，可采用如图2-11所示的控制方法。 c、调节被加热流体自身流量 若工艺介质的流量允许变化，调节阀可安装在被加热流体进入换热器的管道上，如图2-12。,d、调节被加热流体自身流体的旁路 若被加热流体的总流量不允许改

5、变，而换热器的传热面积有余量的，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2-13。,载热体进行冷凝的加热器自动控制 用蒸汽冷凝来加热介质，蒸汽由汽相变为液相，放出热量，加热工艺介质。此种传热过程不同于两侧均无相变的传热，蒸汽在整个冷凝过程中温度不变。传热过程分为两个阶段，先冷凝后降温。若被加热介质出口温度为被控变量，可采用以下两种方法：a、控制蒸汽流量 当蒸汽压力较稳定时采用如图2-14（见上页）所示的方法较为简单。通过改变加热蒸汽量来稳定被加热介质的出口温度。当阀前蒸汽压力有波动时，可对蒸汽总管加设压力定值控制，或者采用温度与蒸汽量串级控制。通过设压力定值控

6、制较为方便 。,b、改变换热器的有效传热面积 通过改变传热面积控制被加热介质的出口温度。若被加热介质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，减少了有效蒸汽冷凝面积，使传热量减小，出口温度就会降低。反之，若被加热介质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，图2-15。,用冷却剂进行汽化的冷却器 当用水或空气作冷却剂不能满足冷却温度的要求时，需要用液氨等冷却剂。液体冷却剂在冷却器中由液体汽化为气体时带走大量潜热，从而冷却工艺介质。 a、控制冷却剂的用量 通过改变冷却剂的进入量来控制介质的出口温 度，如图2-16。,b、温度与液位的

7、串级控制 操纵变量是液氨流量，以液位作主变量构成串级控制系统，用此方案对冷却剂的液位上限值应加以控制，保证有足够的蒸发空间。如图2-17。c、控制汽化压力 由于氨的汽化温度与压力有关，可将控制阀装在气氨出口管道上，如图2-18。,三、反应釜（P38 图2-15） a、控制进料温度 反应物料经预热器（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），可以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，如图2-37。,b、改变传热量 大多数反应釜都有传热面，以引入或移除反应热，所以用改变引入传热量多少的方法就能实现温度控制。如图2-38为一带夹套的反应釜，当釜内温

8、度改变时，可用改变加热剂（或冷却剂）流量的方法控制釜内温度。此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。 c、串级控级 针对反应釜滞后较大的特点，可采用串级控制方案。根据不同情况采用釜温与加热剂（或冷却剂）流量串级控制如图2-39，釜温与夹套温度串级控制如图2-40，及釜温与釜压串级控制如图2-41。,四、塔 P39-41 图2-16-17-18-19 精馏过程是现代化工生中应用极为广泛的传质过程。精馏塔是精馏过程的关键设备，在精馏操作中，被控变量多，可选用的操纵变量亦多，它们之间又可以有不同组合，所以控制方案繁多。必须深入分析工艺特性，结合具体情况，才能设计出合理的控

9、制方案，精馏塔自控流程中应注意问题： 塔的进料量由进料罐液控制； 塔的回流量由回流罐液控制； 塔底液面控制塔底出料泵的调节阀； 由蒸汽流量和塔的温度控制再沸器的加热蒸汽流量，并在进入再沸器的蒸汽管道上设置压力计，在蒸汽进入再沸器前设置疏水器； 塔顶设安全阀，防止塔超压损坏；,塔顶馏出线上一般不设阀门，直接进塔顶冷凝器； 塔底出料接泵入口，故塔内管口附近设有防涡流板，一般塔底出料泵靠近塔布置，塔底出料管线不设阀门； 塔顶和中段回流管线在塔管口处不宜设置切断阀，侧线汽提塔塔顶气体返回分馏塔的管线上不应设置切断阀，对同一产品有多个抽出口的塔，其各出口均应设置切断阀，以下介绍压力、温度、进料量及液位的

10、几种控制方法。,塔顶压力控制 精馏塔根据选择压力的不同可分为常压、减压、加压精馏，以下分三种情况讨论：a、常压精馏塔 对精馏操作压力恒定要求不高的情况下，常压精馏不需要任何压力调节系统，仅需要蒸馏设备上设置一个通大气的管道来平衡压力，以保证塔内压力接近大气压，如果对精馏操作压力稳定性要求高时，必须设置压力调节系统，以维持塔内压力。 b、真空精馏塔 改变不凝性气体的抽吸量。图2-20所示，如果真空抽吸装置为蒸汽喷射泵，那么在真空度控制的同时，应在蒸汽管路上设置蒸汽压力控制系统，如图2-21所示，由于真空度与蒸汽压力之间有着严重的非线性，不宜用蒸汽压力或流量来直接控制真空度。如图2-22。,如果真

11、空抽吸装置采用的是电动真空泵，通常把调节阀安装在真空泵返回吸入口的旁路管线上。,（2）改变旁路吸入空气或惰性气体量。在回流罐至真空泵的吸入管上，连接一根通大气或某种惰性气体旁路，并在该旁路上安装一调节阀，即可控制塔的真空度，如图2-23所示。,c、加压精馏塔 加压精馏塔系指操作压力大于大气压的情况。加压精馏塔压力调节方案的确定与馏出物的状态及馏出物中不凝性气体组成密切相关，以下分几种情况讨论： （1）塔顶气相馏出物不冷凝 此种生产流程工业上很少采用，压力调节阀可设置在塔顶气相管线上，如图2-24。,（2）塔顶馏出物部分冷凝 通常采用压力调节器调节气相馏出物，如图2-2。（3）塔顶馏出物含微量不

12、凝性气体（a）调节冷却水流量 调节冷却水量以改变气体在冷凝器中冷凝的速度。以调节塔压，如图2-26。（ b）热气体旁通法控制塔压 如图2-27所示，此法优点是调节系统滞后小，调节阀尺寸小，便于维修。缺点是冷却水的耗量大。下列情况下可采用此法调节塔压： 塔顶气体温度过高，不能采用调节冷却水量来调节压力时； 塔设备容量过大，用调节冷却水流量法过渡时间太长； 回流罐底高于冷凝器时。,（c）调节塔顶气相流量控制塔压 压力调节系统的调节阀直接装在冷凝管线上，以调节冷凝面积，如图2-28。,（d）用冷凝器排液量与热旁路相结合的方案控制塔压，如图2-29，这时压力调节器的输出控制两只调节阀而构成分程控制，这

13、样可以扩大调节阀的可调范围，缺点是需采用两个调节阀，增加了投资。,（ e）当冷凝器位于回流罐下方时，可采用浸没式冷凝器塔压控制方案，如图2-30所示。这时调节阀安装在通回流罐的气相管路上。这种控制方法，一般希望进入冷凝器的冷剂量大，保持过冷，用改变压差的方法使传热面积发生变化，以改变气相的冷凝量，从而达到控制塔压的目的。 （4）塔顶馏出物中含少量不凝性气体。 当塔顶气相中不凝性气体的含量小于塔顶气相总量的2%时，或者在塔的操作中预计只在部分时间里产生不凝性气体时，就不能采用将不凝性气体放空的方法控制塔压。因为这样做损失太大，会有大量未被冷凝下来的产品被排放掉。此时可采用图2-31所示的分程控制

14、方案对塔压进行控制。首先用冷却水调节阀控制塔压，如冷却水阀全开塔压还降不下来时，再打开放空阀，以维持塔压的恒定。,（5）馏出物中有较多不凝性气体 当塔顶馏出物中含有不凝性气体比较多时，塔压可能通过改变回流罐的气相排放量来实现，如图2-32所示。,精馏塔的温度控制 a、精馏塔提馏段的温控 如图2-33是常见提馏段温控的一种方案。此方案主要控制系统是以提馏段塔板温度为被控变量，加热蒸汽量为操纵变量。,采用提馏段温控的场合： （1）由于采用了提馏段温度作为间接质量指标，因此，它能较直接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和质量达到规定值。所以在以塔底产品为主要产品，对塔釜成

15、分要求比馏出物为高时，常采用提馏段温控方法。（2）全部为液相进料时，由于液相进料比气相进料或气液进料带入的热量较少，塔操作必须由再沸器供给较大的热量，进料量或进料成分的变化首先要影响塔底的成分，故用提馏段温控就比较及时，动态过程也比较快。,（3）当塔顶或精馏段塔盘上的温度不能很好的反映组成变化时。即当组成变化时，精馏段塔盘上温度变化不显著，或者由于进料中含有比塔顶产品更轻的组分杂质，而这些杂质会影响温度与组成的关系。 （4）当实际回流比较最小回流比大好几倍时。则回流流量的较小变化对操作影响很不显著，而较大变化又反而会对稳定操作带来干扰，这时用精馏段温控得不到好的效果，而应考虑采用提馏段温度调节

16、。 b、精馏段温控 如图2-34是常见的精馏段温控的一种方案，它的主要控制系统是以精馏段塔板温度为被控变量，而以回流量为操纵变量。,精馏段温控的主要特点与使用场合： （1）由于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，一般采用精馏段温控方案。 （2）当全部为气相进料时，由于进料量的变化首先影响塔顶的成分，采用精馏段控制就比较合理。 （3）当塔底或提馏段塔盘上的温度不能很好的反映组成变化时。图2-35 双温差控制方案 c、精馏塔的温差控制及双温差控制 上述两种方案，均以温度作为被控变量，对于一般的精馏操作是可行的，但在精密精馏时，产品纯度要求很高，而且塔顶、塔底产品的沸点差又不大时，应当采用温差控制，以进一步提高产品质量。,如图2-35是双温差控制的系统图，双温差控制是分别在精馏段及提馏段上选取温差信号，然后将两个温差信号相减，作为控制器的测量信号。,精馏塔流量的控制图2-36 全凝器的回流量控制 精馏操作中进料量的波动直接影响分离效果，最终影响到产品的质量，若塔的进料来自一个很大的中间贮槽或原料罐，可以设置流量定值调节系统来恒定进料流量。采用的调节方案可根据所选用泵的类型决定。回流量的调节可根据采用的泵的型式决定，采用重力回流时，调节方法如图2-36,