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不同溶剂回收工艺流程的控制运行效果比较
□吴济川
【内容摘要】溶剂萃取是化工行业常用的工艺流程之一，为满足各国政府对化工厂健康、安全和环境的相关要求，需要对萃取塔尾料中含有的溶剂进行回收再利用。汽提塔是将溶剂从进料中回收再利用的柱状装置。为了保证汽提塔的运行
效果，须控制塔内泡沫密度、柱内液面、塔底液体流速三个变量在合理的范围内。本文对两种典型的脱沥青溶剂回
收工艺流程进行了比较分析，并在总体运行，控制要求相同的条件下，以PID控制原理为基础，建立了两套对应的
控制模型，随后通过Matlab软件检验了不同工艺流程控制模型的正确性和有效性，并对比给出了相应的结论。【关键词】溶剂回收；汽提塔；PID；Matlab
【作者简介】吴济川（1987．8 ），男，湖北人；中国原子能工业有限公司工程师；研究方向：核化工
溶剂萃取原理是利用物质在两种互不相溶的溶剂中溶解度的不同，使溶质物质从一种溶剂内转移到另外
一种溶剂中，从而达到分离提纯的目的。在溶剂脱沥青的过程中，会将化学萃取溶剂注入萃取塔中以使沥青中的固体颗粒变稠，进而通过重力作用移动到萃取塔底部形成含有水、细小固体和溶剂组成的尾料，该尾料进一步作为汽提塔的上游进料，同水蒸汽混合后通过喷嘴进入塔内，经过一系列气液平衡过程后，进料中绝大多数溶剂会以气体形式扩散到塔顶出口，并进一步通过冷凝被回收。为了让汽提塔内的反应平稳、安全、高效地进行，需要确保控制量在合理的范围内。
一、工艺流程
从安全、经济、环保的角度来看，有效控制溶剂汽提器的液面高度能够使更多的溶剂从进料中分离出来，实现循环利用。液面高度由下游泵的转速和进料速度共同决定。
蒸汽和进料的混合物从塔顶进入汽提塔，进料过程中会产生泡沫。塔内的泡沫密度由一个带有核级密度测量元件的控制器（DIC）测量。如果该元件在汽提塔内有多处感应器，如果感应器在泡沫层中，便会得到泡沫的实际值，否则测量值为液体平均密度（1ton/m3）或空气密度（1.293kg/m3）。
液位测量由带有相应传感器的控制器（LIC）完成。其中，工艺流程1中的液位测量由两个相同的控制器串联而成。液位控制器会将实时信息传输到对应的流速控制器（FIC）中，流速控制器会根据实时数据自动调节稀释水阀门开度或下游泵的转速，由于进料中含有相当数量的细小固体，物料进入泵之前时需要保持一定的速度，使泵不与固体颗粒发生过度摩擦，该控制要求可通过稀释水阀门调节稀释水流速来
实现。
综上所述，为保证汽提塔的高效运转，以下控制目标需要满足：泡沫密度设定值为：250kg/m3；液位高度设定值应为汽提塔总高的65% 80%；泡沫密度控制回路运行周期为：30 45分钟；液位控制运行周期约为4分钟；下游水流速度不低于650m3/h。
对应的两套工艺流程图如图1所示。
DIC控制器，泡沫密度测量。
LIC1控制器，塔内液面高度测量，设定值在汽提塔总高的65% 80%之间。
LIC2控制器，塔内液面高度测量，设定值为控制器LIC1控制器设定值+3%。
FIC1控制器，稀释水流速测量。
FIC2控制器，下游液体流速测量，液体最低流速设置为650m3/h。
DIC控制器，泡沫密度测量。
LIC3控制器，测量塔内液面高度测量，设定值在汽提塔总高的65% 80%之间，且直接控制下游水泵的流
速。
·
04
·
图1
工艺流程
1
图2工艺流程2
FIC3控制器，下游液体流速测量并控制稀释水阀门开
度，
液体最低流速设置为650m 3
/hr 。二、控制机理
（一）PID 控制调节原理。PID 控制器是工业中最常用的控制器之一，其简单可靠的特点让使用者能在实现对设定点平缓跟踪的同时很好地抑制扰动。
PID 控制器通过计算系统的“误差”值作为期望的设定值和测量的过程变量之间的差异，
控制器试图通过调整过程控制输入来最小化“误差”值，从而达到控制目的。
PID 控制器算法涉及三个独立的常数参数，因此有时被称为“三项”控制，即：比例值P （取决于当前的误差）、积分值I （取决于过去误差的累积）和微分值或导数值D （基于当前的误差变化率对未来误差
的预测）。这三个变量的加权值作为对应控制器的调节输入信息（控制量），
并进一步反馈到具体的调节装置如阀门，泵中进行适应性调节，从而达到控制整个过程的目的。
PID 控制器的基本微分方程如下：
u （t ）=K p e （t ）+K i ∫t 0e （τ）+K d =
de （t ）
dt
拉普拉斯变换后得到：G c （s ）=K p +K i
s
+K d s 为了能够有效地抑制PID 控制器中微分作用带来的高频扰动影响，采用不完全微分法，即在传统PID 控制器后串接一个低通滤波器（一阶惯性环节）来抑制，
即：G c （s ）=K p +
K i s +
K d s T f s +1
比例、积分、微分参数K p ，K i ，K d 可由Matlab 函数G c （s ）=pid （K P ，K i ，K d ，T f ）求出。
三、控制流程建模
在细化工艺流程对应的控制流程之前，为了方便模拟，做出以下假设：一是拉普拉斯变量s 的定义域很小。二是整个过程没有时间延迟。三是为方便模拟，控制元件相关系数做常数化处理。
进一步，根据工艺流程1可以得出：A ρ
dh
dt
=F i －F 0其中F i 是汽提塔进料物流速度，
F 0是汽提塔出料物流速（未加稀释水之前），单位是m 3/h 。塔截面积A =2m 2
，液体平均密度ρ=1ton /m 3。
泡沫密度d 与液位高度h 及流体中固体含量φ有关，经验公式如下：
d =h ［a 0φ2+b 0φ］，φ=C φ+ε
其中，a 0，b 0为常数，可根据实际测数据计算，C φ=0.15，高斯白噪音ε∈ （0，
0.00012）。进一步可求得：d =h ［a 0（ε+C φ）2+b 0（ε+C φ）］=h ［a 0ε2+2a 0εC φ+a 0C 2φ+b 0ε+b 0C φ］
=h （a 0C 2φ+b 0C φ）+h （a 0ε2
+2a 0εC φ+b 0ε）
=hK d +Δd
K d =a 0C 2φ+b 0C φ，
Δd =h （a 0ε2+2a 0εC φ+b 0ε）设定稀释水的流速为F w ，则稀释水阀门可建立为一阶动态模型：
τw
dF w
dt
+F w =K w v w 其中v w 是阀门开度，为方便模拟，设定：τw =1，
K w =80.5则进入泵的物料流速F t 为：F t =F 0+F w
进一步，考虑下游泵的转速为n ，则：dF 0
dt
+F 0=K v n 其中K v =47.5，可以看出，F t ，d ，h 为控制量，n 和v w 是控制量。对上述公式分别做拉普拉斯变换：
H （s ）=
F i （s ）－F 0（s ）A ρs ，F w （s ）=K w
（τw s +1）V w （s ）
D （s ）=H （s ）K d +ΔD （s ），F t （s ）=F 0（s ）+F w （s ）F 0（s ）=
K v
s +1
N （s ）其中s 是拉普拉斯算符，工艺流程1的控制原理图见图3。
为了能够在matlab 中设计控制器并输出控制量的模拟结果，需要进一步在控制原理基础上做出工艺流程1的总体控制流程图：
其中G DC （s ）是密度控制器DIC 的拉普拉斯函数，密度设
·
14·
图
3
图4
定值为250kg /m 3
；同理，
G LC 1（s ）和G LC 2（s ）分别代表液位控制器LIC1和LIC2，
LIC1设定值为4.5m ，LIC2设定值为LIC1设定值的103%。G WC （s ）代表稀释水控制器FIC1，设定值为
正则化目的
不低于650m 3
/h ，
G TC （s ）代表泵控制器FIC2。类似的方法可以得到工艺流程2的总体控制流程图，见图5
。
图5
根据上述总体控制流程图及传递函数在Simulink 模块中搭建相应的控制模型。最后，在一定的时间范围内，随机选取2 000个数据点模拟整个控制系统，
x 轴为时间，y 轴分别代表泡沫密度（kg /m 3
）、液位（m ）以及下游进入泵的物料流速（m 3
/h ）的控制曲线图，见图6。
从图6中可以看出，工艺流程1和工艺流程2对汽提塔塔内液位和泡沫密度的控制效果很好，经过短暂的时间后，泡沫密度稳定在了250kg /m 3
左右，液位稳定在了4.5m 左右，针对下游物料流速的控制，工艺流程1通过泵和稀释水阀门的综合调节后使总流速稳定在800m 3
/h ，
工艺流程2泵的总流速稳定在1 350m 3
/h 。总体来说，两套工艺流程中的
重要参数：密度、
液位和流速都得到了很好的控制，经过一定时间后数据稳定在了设定值附近，达到了预期的控制效果。这说明控制器的设计和调试理论是正确的。
所有控制曲线都出现了不同程度的扰动，这是由于PID 控制器中积分部分的存在，如果随着系统的进一步运行扰动加剧，
需要考虑相应的抗干扰措施。同时，工艺流程1的物料流速达到稳定的时间较工艺流程2较短。这主要是由于工艺流程1有两个液位控制器LIC1和LIC2串联在一起，实现了串级控制。
相对于使用单
工艺流程1泡沫密度控制曲线工艺流程2
泡沫密度控制曲线
工艺流程1液位控制曲线工艺流程2
液位控制曲线
工艺流程1流速控制曲线
工艺流程2流速控制曲线
图6
个PID 控制器，串级控制能够克服反馈控制校正缓慢、实际数据长期偏离设定值的缺点，提高控制器的工作频率，有更好的动态控制效果。
四、结语
本文针对两套溶剂回收工艺流程的控制系统进行了设计建模和运行效果比对，控制器选用了最常用PID 控制器，通过对控制逻辑及工艺流程的分析，得出了相应的控制流程
图，
并进一步用matlab 软件做出了被控量：汽提塔塔内液位高度、泡沫密度及下游物料流速的控制曲线图。并根据模拟结果分析了两套工艺流程控制系统的运行效果，
得出以下结论：一是工艺流程1和2的控制方案都能满足既定的控制目标，
达到预期的控制效果。二是工艺流程1对下游物料流速的控制响应时间较短，灵敏度较高。三是由于积分控制器的存在，
所有控制曲线图都出现了不同程度的扰动，但都在可接受的范围内，
如果扰动持续增大需要考虑引入抗干扰措施。四是从控制效果来说，工艺流程1更为优秀，但考虑到经济性及控制系统的设计、调试和维护的难度，本文更推荐工艺流程2。【参考文献】
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