向晟，王超，莊鈺，顧偲雯，2，張磊，都健

（1 大連理工大學(xué)化工學(xué)院，遼寧大連 116024；2 常州工學(xué)院光電工程學(xué)院，江蘇常州 213032）

在化工、石油、制藥等工業(yè)中產(chǎn)生的廢液經(jīng)常為共沸混合物，如聚乙烯醇生產(chǎn)過程以及醇解副產(chǎn)乙酸酯加氫過程產(chǎn)生的乙酸甲酯（methyl acetate,MA）-甲醇（methanol，MET）-乙酸乙酯（ethyl acetate，EA）體系。這些廢液含有的有機(jī)組分具有高經(jīng)濟(jì)價(jià)值，能夠被廣泛用于化學(xué)和制藥工業(yè)的生產(chǎn)中。因此，從可持續(xù)發(fā)展的角度來說，為了避免資源浪費(fèi)與環(huán)境污染，必須對(duì)這類共沸體系進(jìn)行提純與回收。

精餾是目前應(yīng)用最廣泛的工業(yè)分離技術(shù)，其能耗約占整個(gè)化工分離行業(yè)總能耗的95%。對(duì)于共沸物來說，常規(guī)精餾方式難以實(shí)現(xiàn)其有效分離。雖然膜分離、吸附等新型分離手段也正在逐步發(fā)展，但特殊精餾仍是共沸物分離的常見手段。特殊精餾包括彎曲邊界精餾、變壓精餾、萃取精餾和共沸精餾。其中，變壓精餾被廣泛應(yīng)用于工業(yè)過程中壓敏性共沸混合物體系的分離。該方法是利用混合物體系的共沸點(diǎn)隨壓力變化而發(fā)生顯著改變的特點(diǎn)，采用兩個(gè)或兩個(gè)以上操作壓力不同的精餾塔串聯(lián)操作來實(shí)現(xiàn)共沸混合物的分離。變壓精餾由于不引入額外物質(zhì)，因此相比于其他三種特殊精餾分離方式，能夠避免產(chǎn)品污染，對(duì)于壓敏性共沸物的分離來說具有更好的適用性。通常來說，壓敏性共沸體系為當(dāng)壓力發(fā)生變化（101.325～1013.25kPa）時(shí)，共沸組成變化大于5%的體系。

變壓精餾技術(shù)最早于1928 年由Lewis 提出，隨后便得到廣泛的研究。Cao 等以乙酸甲酯/甲醇體系的分離為例，研究了進(jìn)料溫度對(duì)變壓精餾經(jīng)濟(jì)性和控制性的影響。楊金杯等對(duì)變壓精餾分離甲醇/乙酸異丙酯二元共沸混合物進(jìn)行了優(yōu)化設(shè)計(jì)。Knapp 等提出了三塔變壓精餾分離三元三精餾區(qū)域壓敏性共沸物的概念設(shè)計(jì)。受Knapp等工作的影響，Zhu 等從穩(wěn)態(tài)設(shè)計(jì)、動(dòng)態(tài)控制、熱集成和多循環(huán)物流等多方面對(duì)乙腈/苯/甲醇三元多共沸物體系進(jìn)行了研究；Luyben對(duì)Zhu 等提出的最優(yōu)分離方案的控制問題進(jìn)行了研究；Zhang 等對(duì)Zhu 等提出的最優(yōu)多循環(huán)物流三塔變壓精餾分離方案進(jìn)行了熱集成工藝和控制性能的研究。Yang等和Wang 等對(duì)四氫呋喃/乙醇/水三元多共沸物體系的分離進(jìn)行了變壓精餾分離序列設(shè)計(jì)和魯棒性控制結(jié)構(gòu)構(gòu)建的研究。黃旭等對(duì)乙醇/乙酸乙酯/2-丁酮多共沸物體系的分離進(jìn)行了變壓精餾分離序列設(shè)計(jì)的研究。目前，學(xué)者們大多都是在研究包含三個(gè)二元共沸物的三元體系的分離，而對(duì)于包含兩個(gè)二元共沸物的三元體系研究較少。共沸物特性的不同能夠?qū)е孪鄳?yīng)變壓精餾分離序列的不同。Kaymak針對(duì)丁醇/乙酸丁酯/甲基異丁基甲酮這一包含兩個(gè)二元共沸物的三元體系，從變壓精餾分離序列的穩(wěn)態(tài)經(jīng)濟(jì)性和動(dòng)態(tài)可控性兩方面進(jìn)行了研究。據(jù)本文作者所知，對(duì)于變壓精餾分離MAMET-EA這一包含兩個(gè)二元共沸物的三元體系的研究，目前暫時(shí)未有文獻(xiàn)報(bào)道。

為此，本文針對(duì)MA-MET-EA 三元體系的分離，采用變壓精餾的方式進(jìn)行了變壓精餾分離序列的概念設(shè)計(jì)；同時(shí)，本著穩(wěn)態(tài)設(shè)計(jì)與動(dòng)態(tài)控制同時(shí)設(shè)計(jì)的原則，對(duì)經(jīng)濟(jì)性最優(yōu)的變壓精餾分離序列進(jìn)行了魯棒性控制結(jié)構(gòu)的構(gòu)建。

1 變壓精餾分離序列的設(shè)計(jì)

1.1 物性方法選擇

選擇準(zhǔn)確的熱力學(xué)物性方法是執(zhí)行熱力學(xué)分析和后續(xù)流程模擬的基礎(chǔ)。目前適用于精餾過程模擬的活度系數(shù)模型主要有NRTL、Wilson和UNIQUAC三種。圖1 為MET-MA、EA-MA 和MET-EA 三個(gè)二元體系的氣液相平衡實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)與三種活度系數(shù)模型預(yù)測數(shù)據(jù)的對(duì)比。從圖中可知，三種模型的預(yù)測值與實(shí)驗(yàn)值的吻合性較好。因?yàn)楦邏合潞偷蛪合碌臍庖合嗥胶鈱?shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)難以獲得，所以本文僅就常壓下的實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)與預(yù)測數(shù)據(jù)進(jìn)行了詳細(xì)對(duì)比，而非常壓條件僅選取了幾個(gè)特定壓力對(duì)三種模型的預(yù)測效果進(jìn)行了對(duì)比。從表1、表2 可知，三種活度系數(shù)模型都可以較好地反映該體系的熱力學(xué)行為，但根據(jù)模型預(yù)測的平均差值可以看出，NRTL 模型的預(yù)測結(jié)果略優(yōu)于另外兩種。因此，本文選用NRTL活度系數(shù)模型來預(yù)測該物系的相平衡關(guān)系和執(zhí)行后續(xù)的流程模擬。

表1 不同壓力下乙酸甲酯-甲醇（MA-MET）體系共沸組成實(shí)驗(yàn)值與預(yù)測值比較

表2 不同壓力下甲醇-乙酸乙酯（MET-EA）體系共沸組成實(shí)驗(yàn)值與預(yù)測值比較

圖1 常壓下實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)與不同熱力學(xué)物性方法預(yù)測數(shù)據(jù)的比較

1.2 三元相圖分析

圖2 為MA-MET-EA 體系在常壓下的三元相圖。由相圖可知，該三元體系存在一條精餾邊界線（如圖中標(biāo)注所示）、兩個(gè)精餾區(qū)域、兩個(gè)二元最小共沸物。精餾邊界線和共沸物的存在使得常規(guī)精餾無法完成對(duì)該體系的有效分離。

圖2 常壓下MA-MET-EA的三元相圖

剩余曲線總是由溫度最低點(diǎn)（不穩(wěn)定點(diǎn)）指向溫度最高點(diǎn)（穩(wěn)定點(diǎn)），同時(shí)結(jié)合物料平衡線（杠桿規(guī)則：塔頂組成、進(jìn)料組成和塔底組成在一條直線上）和精餾邊界線能夠判斷精餾塔塔頂和塔底產(chǎn)物。本文進(jìn)料流量設(shè)定為100kmol/h，進(jìn)料組成設(shè)定為40%（摩爾分?jǐn)?shù)）的乙酸甲酯、 40%（摩爾分?jǐn)?shù)）的乙酸乙酯和20%（摩爾分?jǐn)?shù)）的甲醇（即圖中點(diǎn)）。結(jié)合過點(diǎn)的剩余曲線、物料平衡線和精餾邊界線可知，當(dāng)進(jìn)料點(diǎn)為點(diǎn)時(shí)，塔底能夠得到高純度的乙酸乙酯，而塔頂為乙酸甲酯與甲醇的混合物。

1.3 變壓精餾流程設(shè)計(jì)

為了節(jié)約優(yōu)化時(shí)間成本，本文將流程中第一個(gè)精餾塔的操作壓力確定為常壓。對(duì)于后續(xù)的甲醇-乙酸甲酯二元共沸體系的變壓精餾分離采用啟發(fā)式規(guī)則，以冷卻水為約束條件，將低壓塔的操作壓力確定為0.81bar，以保證進(jìn)口溫度為32℃、出口溫度為42℃的冷卻水能夠作為精餾塔塔頂冷凝器的冷卻介質(zhì)；將高壓塔的操作壓力確定為8.1bar，以保證精餾塔塔底再沸器能夠使用低壓蒸汽（6bar、160℃）進(jìn)行加熱。

在確定塔的壓力后，本文對(duì)MET-MA 體系在0.81bar與8.1bar下的--圖進(jìn)行分析，確定了采用該壓力組合實(shí)現(xiàn)體系分離的可行性。圖3 為MET-MA體系在不同壓力下的--圖。

圖3 不同壓力下MET-MA體系T-X-Y圖

圖4(a)給出了第一種變壓精餾分離序列，第一個(gè)精餾塔為常壓塔（atmospheric pressure column,APC），第二個(gè)精餾塔為操作壓力8.1bar 的高壓塔（high pressure column,HPC），第三個(gè)精餾塔為操作壓力0.81bar 的低壓塔（low pressure column,LPC）。新鮮原料進(jìn)入APC，塔底得到純的EA 產(chǎn)品，在塔頂?shù)玫組ET和MA的混合物，塔頂流出物通過泵提壓進(jìn)入HPC，塔底得到高純度的MA產(chǎn)品，塔頂為MET 和MA 的混合物，塔頂流出物經(jīng)減壓閥流入LPC，塔底得到高純度的MET 產(chǎn)品，塔頂為MET和MA 的混合物，并通過泵將該塔頂流股循環(huán)至HPC。圖4(b)為第二種變壓精餾分離序列，第一個(gè)塔依然為APC，第二個(gè)精餾塔為操作壓力0.81bar的LPC，第三個(gè)精餾塔為操作壓力8.1bar 的HPC。新鮮原料進(jìn)入APC，塔底得到高純度的EA 產(chǎn)品，塔頂?shù)玫組ET 和MA 的混合物，塔頂產(chǎn)物進(jìn)入LPC，塔底得到高純度的MET 產(chǎn)品，塔頂為MET和MA 的混合物，塔頂產(chǎn)物經(jīng)泵提壓之后流入HPC，塔底為高純度的MA 產(chǎn)品，塔頂為MET 和MA 的混合物，該塔頂流股經(jīng)減壓閥循環(huán)至LPC。在這兩個(gè)分離流程中，三種產(chǎn)品純度設(shè)定為99.5%（摩爾分?jǐn)?shù)）。

圖4 兩種變壓精餾流程

1.4 變壓精餾流程優(yōu)化

在本部分內(nèi)容中，以經(jīng)濟(jì)費(fèi)用為優(yōu)化目標(biāo)，采用遺傳算法，對(duì)兩種不同的變壓精餾分離序列中各項(xiàng)設(shè)計(jì)參數(shù)進(jìn)行優(yōu)化。

1.4.1 優(yōu)化目標(biāo)

精餾流程的優(yōu)化常采用年度總費(fèi)用（TAC）為目標(biāo)函數(shù)，以獲得使TAC最小的精餾塔操作參數(shù)。本文采用的計(jì)算公式主要參考Oluji?等的工作。

TAC的計(jì)算如式(1)、式(2)。

式中，TIC 為固定設(shè)備投資費(fèi)用，USD/a，包括精餾塔殼（CSC）、塔板（TC）、精餾塔塔頂和塔底的換熱器（HEC）的費(fèi)用，一些小型設(shè)備如回流罐、管路、泵、閥門等由于成本較低不被考慮；為設(shè)備投資回收期，本文設(shè)定為3 年；TEC為能耗費(fèi)用，USD/a，主要為精餾塔塔底再沸器的加熱蒸汽費(fèi)用。

塔殼費(fèi)用CSC（USD）計(jì)算如式(3)、式(4)。

式中，M&S 為Marshall&Swift 設(shè)備成本指數(shù)，本文采用2018年的經(jīng)濟(jì)指數(shù)1638.2；系數(shù)隨著壓力范圍的變化而變化，其數(shù)值的選取如表3 所示；為精餾塔的直徑；為板間距；NT為精餾塔的理論塔板數(shù)。

表3 不同壓力范圍下的系數(shù)C的取值

塔板費(fèi)用TC（USD）的計(jì)算如式(5)、式(6)。

式中，為總體校正因子，包括塔板材料=0，塔板間距=1.0，塔板類型=0。本文采用的校正因子=0+1.0+0=1.0。

換熱器設(shè)備費(fèi)用HEC(USD) 計(jì)算如式(7)、式(8)。

式中，為再沸器或者冷凝器的換熱面積；為再沸器或者冷凝器的熱負(fù)荷；為換熱器的傳熱系數(shù)，其中再沸器的傳熱系數(shù)取值為0.568kW/(K·m)， 冷凝器的傳熱系數(shù)取值為0.852kW/(K·m)。系數(shù)的值包括了換熱器的結(jié)構(gòu)、材料、壓力范圍、換熱器種類對(duì)換熱器費(fèi)用的影響，本文再沸器取值為1775.26，冷凝器取值為1609.13。在溫差計(jì)算部分，本文對(duì)于塔底再沸器采用的是再沸器與加熱蒸汽之間的溫度差；而對(duì)于塔頂冷凝器采用的是冷凝器與冷卻水溫度之間的對(duì)數(shù)平均差。

能耗費(fèi)用（USD）計(jì)算如式(9)。

式中，和分別為塔底再沸器的熱負(fù)荷和塔頂冷凝器的冷負(fù)荷，kW；為設(shè)定的一年內(nèi)該流程的運(yùn)行時(shí)間，設(shè)定為8000h；為塔底加熱所用的蒸汽價(jià)格，不同壓力的加熱蒸汽價(jià)格如表4 所示，本文中所用蒸汽均為低壓蒸汽；為塔頂冷卻所采用的冷卻水的價(jià)格，因?yàn)楸疚睦淠鞑捎眠M(jìn)口為32℃、出口為42℃的冷卻水，其價(jià)格為0.354×10USD/kJ，與所采用的加熱蒸汽的價(jià)格差距過大，因此在計(jì)算中忽略不計(jì)。

表4 不同壓力的加熱蒸汽價(jià)格

1.4.2 優(yōu)化方法

為了獲取最優(yōu)的流程設(shè)計(jì)參數(shù)，本文采用遺傳算法對(duì)提出的變壓精餾分離序列進(jìn)行經(jīng)濟(jì)優(yōu)化。

圖5為遺傳算法優(yōu)化程序，虛線內(nèi)為該優(yōu)化流程的核心部分。首先，遺傳算法隨機(jī)生成第一代種群個(gè)體，并且計(jì)算其TAC，再進(jìn)行適應(yīng)度評(píng)估，只有滿足產(chǎn)品純度達(dá)到要求、流程收斂兩個(gè)約束條件的個(gè)體才會(huì)被保留。隨后根據(jù)設(shè)定的比例，選擇TAC較低的個(gè)體進(jìn)行“繁殖、突變、雜交、遷移”，產(chǎn)生包含父代和子代的多樣化后代，并且對(duì)其進(jìn)行評(píng)估、選擇，然后再產(chǎn)生新的后代，如此循環(huán)，以獲得最小TAC。當(dāng)連續(xù)數(shù)代的最小TAC 不變時(shí)，停止優(yōu)化程序。本文將遺傳算法中的種群數(shù)設(shè)定為200，交叉概率設(shè)定為0.8，精英數(shù)設(shè)定為10，遷移概率設(shè)定為0.2，遷移間距設(shè)定為20。

圖5 遺傳算法程序

1.4.3 優(yōu)化結(jié)果

在優(yōu)化過程中，本文以進(jìn)料位置、塔板數(shù)、回流比為優(yōu)化變量，以TAC 為優(yōu)化目標(biāo)，對(duì)整個(gè)流程進(jìn)行了經(jīng)濟(jì)優(yōu)化；同時(shí)由于循環(huán)流股的存在，本文通過設(shè)計(jì)規(guī)定功能通過調(diào)節(jié)塔底采出流量使塔底采出的產(chǎn)品純度維持在99.5%（摩爾分?jǐn)?shù)），該設(shè)定有利于整個(gè)流程的收斂。

具體優(yōu)化結(jié)果如下：方案一優(yōu)化后，TAC為1.44×10USD/a， 其中TIC 為5.6×10USD/a，TEC 為8.8×10USD/a；而方案二優(yōu)化后，TAC 為1.57×10USD/a，其中TIC 為5.7×10USD/a，TEC 為1.0×10USD/a。方案一的TAC相較于方案二減少了8.28%。兩種方案在經(jīng)濟(jì)性上的差異主要來自于能耗費(fèi)用，一個(gè)直觀的原因是第二種變壓精餾分離序列的循環(huán)流股流量要高于第一種變壓精餾分離序列的循環(huán)流股流量；同時(shí)，通過杠桿規(guī)則對(duì)兩種變壓精餾分離序列進(jìn)行物料衡算，也可知方案二的循環(huán)流量大于方案一的循環(huán)流量。圖6給出了優(yōu)化之后的兩種變壓精餾分離序列。

圖6 優(yōu)化后兩種變壓精餾分離序列

2 變壓精餾的動(dòng)態(tài)控制

在實(shí)際的化工生產(chǎn)中，精餾過程常常會(huì)遇到許多擾動(dòng)因素的影響，如進(jìn)料流量的改變、進(jìn)料組分的變化等。因此，任何一種工藝過程的設(shè)計(jì)都必須考慮其魯棒性控制結(jié)構(gòu)的建立，以使過程在面對(duì)擾動(dòng)時(shí)仍然能夠維持穩(wěn)定。本文對(duì)經(jīng)濟(jì)性最優(yōu)的變壓精餾分離序列（方案一）的魯棒性控制結(jié)構(gòu)構(gòu)建進(jìn)行了研究。

本文根據(jù)液體10min 灌滿塔釜和回流罐的準(zhǔn)則，同時(shí)設(shè)定塔釜和回流罐的高度和直徑的比值為2，從而確定了塔釜和回流罐的高度和直徑。另外，塔釜和回流罐均假定為圓柱形。設(shè)定閥門和泵的參數(shù)以提供足夠的壓差，并在穩(wěn)態(tài)流程以壓力驅(qū)動(dòng)模式輸出到Aspen Dynamics（V11）之前，對(duì)整個(gè)流程進(jìn)行壓力檢查試驗(yàn)。

控制方案Ⅰ為本文的基礎(chǔ)控制方案，此方案不采用組分控制器，而只采用流量控制器、壓力控制器、液位控制器以及溫度控制器等來構(gòu)建控制結(jié)構(gòu)。因?yàn)椴捎昧藴囟瓤刂破?，所以首先需要?duì)溫度靈敏板進(jìn)行確定，本文采用斜率準(zhǔn)則來確定精餾塔的溫度靈敏板。圖7為三個(gè)精餾塔塔板溫度分布圖和相鄰塔板溫差分布圖。從圖中可知，對(duì)于APC、HPC、LPC，其溫度靈敏板為第29塊板、第26塊板和第18塊板。

圖7 溫度靈敏板的判別

圖8 給出了第一種控制結(jié)構(gòu)的詳細(xì)控制回路。此方案具體控制結(jié)果策略如下：①進(jìn)料流量由流量控制，并設(shè)定為反作用模式；②精餾塔操作壓力由冷凝器的熱轉(zhuǎn)移速率控制（冷卻水流量），并設(shè)定為反作用模式；③三個(gè)精餾塔的塔頂回流罐的液位由塔頂產(chǎn)品流率控制，并設(shè)定為正作用模式；④三個(gè)塔的塔底液位由塔底產(chǎn)品流率控制，并設(shè)定為正作用模式；⑤三個(gè)塔的回流比均保持常數(shù)；⑥APC的第29 塊塔板溫度由再沸器的熱負(fù)荷控制；HPC的第26 塊塔板溫度由再沸器的熱負(fù)荷控制；LPC的第18 塊塔板溫度由再沸器的熱負(fù)荷控制。三個(gè)溫度控制器均采用反作用模式。

圖8 控制結(jié)構(gòu)Ⅰ

在整個(gè)控制結(jié)構(gòu)中，不同類型的控制器積分時(shí)間（）和調(diào)諧參數(shù)增益（）是不同的。液位控制器為=2、=9999min的比例控制器。流量控制器為=0.5、=0.3min的比例積分控制器。類似地，壓力控制器為=20、=12min的比例積分控制器。溫度控制器的和則是通過繼電反饋測試和Tyreus-Luyben調(diào)優(yōu)規(guī)則計(jì)算得到。同時(shí)，需要在溫度控制器所在回路中添加1min的滯后時(shí)間單元。

本文在研究控制結(jié)構(gòu)的魯棒性時(shí)，對(duì)四種擾動(dòng)情況進(jìn)行動(dòng)態(tài)模擬控制，分別為進(jìn)料流量+10%、-10%與進(jìn)料組成+10%（即乙酸乙酯從40%變?yōu)?4%，乙酸甲酯從40%變?yōu)?4%，甲醇從20%變?yōu)?2%）、進(jìn)料組成-10%（即乙酸乙酯從40%變?yōu)?6%，乙酸甲酯從40%變?yōu)?6%，甲醇從20%變?yōu)?8%）。

圖9給出了引入進(jìn)料組分?jǐn)_動(dòng)和進(jìn)料流量擾動(dòng)之后控制結(jié)構(gòu)的動(dòng)態(tài)響應(yīng)圖。從圖中可以看出，在該控制結(jié)構(gòu)的作用下，產(chǎn)品組分純度的穩(wěn)定時(shí)間大致都在發(fā)生擾動(dòng)后的10～20h 內(nèi)；同時(shí)，三種產(chǎn)品純度與最初設(shè)定值的偏差均能保持在0.3%以內(nèi)，但該偏差過大，不能滿足要求。溫度控制器的原理為通過控制塔板溫度，使全塔的組成分布保持恒定，從而穩(wěn)定產(chǎn)品純度。而從結(jié)果可知，該控制器的控制性能不足，需要改進(jìn)。因此，本文引入了昂貴但是控制效果更好的組分控制器，設(shè)計(jì)了第二種控制結(jié)構(gòu)，嘗試通過優(yōu)先控制第三個(gè)塔的塔底產(chǎn)品純度的方式來提升整個(gè)流程的抗擾動(dòng)能力。

圖9 控制結(jié)構(gòu)Ⅰ的動(dòng)態(tài)響應(yīng)

控制方案Ⅱ?yàn)樵诜桨涪竦幕A(chǔ)上，將第三個(gè)精餾塔塔底的溫度控制器改為溫度-組分串級(jí)控制器，通過塔底再沸器的熱負(fù)荷來控制塔底產(chǎn)品（MET）的組成，并且設(shè)定3min 的滯后時(shí)間單元。圖10 給出了該方案的詳細(xì)控制回路圖，圖11 給出了引入進(jìn)料組分和進(jìn)料流量擾動(dòng)之后控制結(jié)構(gòu)的動(dòng)態(tài)響應(yīng)圖。在該方案中，前兩個(gè)塔在面對(duì)進(jìn)料擾動(dòng)時(shí)的控制性能基本沒有變化。而第三個(gè)塔的控制性能良好，最終產(chǎn)品純度能穩(wěn)定在設(shè)定值附近。說明溫度-組分串級(jí)控制器相比單純的溫度控制器具有更好的控制性能。

圖10 控制結(jié)構(gòu)Ⅱ

圖11 控制結(jié)構(gòu)Ⅱ的動(dòng)態(tài)響應(yīng)

控制方案Ⅲ在第二種控制方案的基礎(chǔ)上，將第二個(gè)精餾塔塔底的溫度控制器改為組分控制器。該控制方案的詳細(xì)控制回路如圖12 所示。圖13 給出了引入進(jìn)料組分和進(jìn)料流量擾動(dòng)之后控制結(jié)構(gòu)的動(dòng)態(tài)響應(yīng)圖。從結(jié)果可知，第二個(gè)塔、第三個(gè)塔的控制性能明顯提升，其塔底產(chǎn)品純度均能穩(wěn)定在設(shè)定值附近。而第一個(gè)精餾塔的控制性能仍需要提升。

圖12 控制結(jié)構(gòu)Ⅲ

圖13 控制結(jié)構(gòu)Ⅲ的動(dòng)態(tài)響應(yīng)

控制結(jié)構(gòu)Ⅳ則是對(duì)第一個(gè)塔、第三個(gè)塔采用溫度-組分串級(jí)控制器，而對(duì)第二個(gè)塔采用組分控制器控制。圖14 給出了該方案的詳細(xì)控制回路，圖15 給出了引入進(jìn)料組分和進(jìn)料流量擾動(dòng)之后控制結(jié)構(gòu)的動(dòng)態(tài)響應(yīng)圖。從實(shí)驗(yàn)結(jié)果可知，該控制結(jié)構(gòu)可以使三個(gè)精餾塔塔底產(chǎn)品純度在添加擾動(dòng)后10～20h 內(nèi)恢復(fù)到設(shè)定的99.50%（摩爾分?jǐn)?shù)），且過程中產(chǎn)品純度波動(dòng)幅度維持在0.1%以內(nèi)。因此，該控制結(jié)構(gòu)具有良好的魯棒性。

圖14 控制結(jié)構(gòu)Ⅳ

圖15 控制結(jié)構(gòu)Ⅳ的動(dòng)態(tài)響應(yīng)

3 結(jié)論

本文從變壓精餾分離序列的設(shè)計(jì)和控制對(duì)MA-MET-EA 體系的分離進(jìn)行了研究，得到以下結(jié)論。

（1）基于選取的進(jìn)料組成和該體系不同壓力下的相行為，設(shè)計(jì)了兩種具有不同壓力組合和產(chǎn)品順序的傳統(tǒng)變壓精餾分離序列：第一種變壓精餾分離序列的壓力組合為常壓、高壓和低壓，相應(yīng)的產(chǎn)品順序?yàn)镋A-MA-MET；第二種變壓精餾分離序列的壓力組合為常壓、低壓和高壓，相應(yīng)的產(chǎn)品順序?yàn)镋A-MET-MA。采用遺傳算法，以最小TAC 為目標(biāo)，在相同的產(chǎn)品純度約束條件下對(duì)兩種方案進(jìn)行經(jīng)濟(jì)優(yōu)化，以獲得最優(yōu)的設(shè)計(jì)參數(shù)和最小的年度總費(fèi)用。優(yōu)化結(jié)果顯示，第一種變壓精餾分離序列的TAC 為1.44×10USD/a，相對(duì)于第二種分離序列的TAC減少了8.28%。

（2）針對(duì)第一種變壓精餾序列進(jìn)行了動(dòng)態(tài)可控性的研究，結(jié)果表明，相比于單獨(dú)使用溫度控制器，溫度-組分串級(jí)控制器的引用能夠較好地應(yīng)對(duì)所規(guī)定的進(jìn)料流量和進(jìn)料組分?jǐn)_動(dòng)，能夠使產(chǎn)品純度恢復(fù)到設(shè)定值。