精馏塔的自动控制
精馏操作是炼油化工生产过程中一个十分重要的环节。精馏塔的控制直接影响到工厂的产品质量、产量和能量的消耗，因此精馏塔的控制长期以来一直受到人们的高度得视。
精馏塔是一个多输入多输出的对象，它由很多塔板组成，内在机理复杂，对控制作用响应缓慢，参数间相互关联严重，而控制要求大多又较高。这些都给自动控制带来一定困难。同时各塔工艺结构特点又千差万别，这就更需要深入分析工艺特性，结合具体塔的特点，进行自动控制方案的设计和研究。
本章首先介绍精馏过程的精馏原理和精馏装置的组成，再分析精馏过程的操作要求和影响精馏过程的因素，在此基础上，讲解精馏塔自动控制的基本方案。
6.1 精馏过程
精馏操作是利用混合液中各组分具有不同的挥发度，即在同一温度下各组分的蒸汽压力互不相同这一物理性质，从而实现液体混合特的分离。精馏操作是在精馏塔中完成的。
简单地说，精馏操作就是迫使混合物的汽、液两相在塔体中作逆向流动，在互相接触的过程中，液相中的轻组分逐渐转入汽相，而汽相组分则逐渐进入液相。精馏过程本质上是一种传质过程，其中当然也伴随着传热。
本节中只讨论两组分精馏，着重说明精馏的基本原理。
精馏原理
在恒定压力下，单组分液体的沸点是恒定的。而两组分的理想溶液在恒定压力下，沸腾时溶液的温度却是可变的。
在恒定压力下，溶液汽液平衡的温度与其组分有关。高沸点组分的浓度越高，溶液平衡温度越高。与纯物质的汽—液平衡相比较，多组分溶液汽—液平衡的一个特点是：在平衡状态下，汽相浓度与液相浓度是不相同的。一般情况下，汽相中低沸点组分的浓度高于它在液相中的数值。对于纯组分的汽—液相平衡，把恒定压力下的平衡温度称为该压力下的沸点或冷凝点。但对于处在相平衡下的溶液，则把平衡温度称为该压力下某一汽相浓度的露点温度或某一液相浓度的泡点温度。
对于同一浓度的汽相或液相来说，露点温度和泡点温度一般是不相等的，前者比后者高。苯-甲苯溶液的温度-浓度图如下：
该t-x-y图的纵坐标为温度，横坐标为液相或汽相中苯的浓度。
曲线1表示在一定压力下溶液浓度与泡点的关系，称为液相线，线上每一点均表示饱合液体。
曲线2表示在一定压力下，溶液浓度与露点的关系，称为汽相线，线上每一点均代表饱和蒸汽。两条线把相图划分为三个区域：液相线1以下是液相区；汽相线2以上，溶液全部气化，称为过热蒸汽区；两线之间为汽液两相共存区，溶液处于任一点E时，都有可以分为相互平衡的汽液两相，即分为汽相G和液相F。
应用温度—浓度图，不仅可以求取任一温度的汽、液相平衡浓度，或者求取两相平衡时的温度，而且借助温度-浓度图还可以清楚地了解精馏原理。
设在1个标准大气压下，由温度—浓度图可看出：将浓度为x1，温度为t1（图中A点）溶液加热，当达到泡点温度t2时（J点）液体开始沸腾，所产生的蒸汽浓度为y1,y1与x1平衡，而且y1>x1。如继续加热且不从物系中取走物料，当温度升高到t3时（E点），则在共存的汽、液两相中，液相的浓度为x2（F点），蒸汽相的浓度为与x2成平衡的y2（G点），且y2>x1。若再继续加热温度升至T4时（H点），液相完全汽化，而且在液相消失之前，其浓度为x3（C点），液相完全汽化成蒸汽后，则汽相浓度与溶液的最初浓度相同。若再升高温度饱和蒸汽就变为过热蒸汽，随着温度的升高浓度保持不变仍为y3（= x1）。
自J点向上至H的这一阶段，是使溶液汽化的过程，称为部分汽化过程。若继续加热到H点以上，则称为全部汽化过程。显然只有部分汽化方法，才能从溶液中分离出具有不同浓度的蒸汽，而且其中所含易挥发组分（苯）较多，也即部汽化能起一定的分离作用。而完全汽化不能促使溶液的浓度改变，它不起分离作用。
反之，也可由过热蒸汽区某一点出发，进行冷凝，此过程恰与汽化过程相反。所以部分冷凝也能起一定的分离作用，而完全冷凝则不起任何分离作用。
由以上讨论可见，部分汽化或部分冷凝之反以起到部分分离作用，其基本依据仍然是溶液中两组分的挥发性能之间的差异。在相平衡的汽相中，易挥发组分浓度总是大于它在液相中的浓度，此差异越大，就愈易分离。部分汽化与部分冷凝是精馏装置中反复发生的过程，依靠此作用才能达到将溶液中两组分加以分离的目的。所以，多次部分汽化，同时又把产生的蒸汽多次部分冷凝是精馏的基础。
溶液汽化要吸收热量，汽体冷凝要放出热量，为此，精馏过程必须具备使釜液加热汽化的设备（再沸器）和使塔顶蒸汽冷凝的设备（冷凝器）。所以在生产中，不仅希望精馏过程的生产效率高，而且所耗用的热量及冷量要尽可能少。
连续精馏装置和流程
精馏就是将一定浓度的溶液送入精馏装置使它反复地进行部分汽化和部分冷凝，从而得到预期的塔顶与塔底产品的操作。完成这一操作过程的相应设备除精馏塔本体外，还有再沸器、冷凝器、回流罐、回流泵等辅助设备。
原料F从精馏塔中段某一块塔板上进入，这块塔板就称为进料板。进料板把全塔分为两段，进料板以上部分称为精馏段；进料板以下部分称为提馏段。进入塔内的溶液由于各组分的沸点不同，沸点低的组分（易挥发组分）较易汽化而往上走；沸点高的组分（难挥发组分）则更多地随液体往下流，与塔内上升蒸汽在各层塔板上充分接触，在逆流作用下进行传质和传热。下流的液体到达塔釜后，一部分被连续地引出成为塔底产品W，别一部分则在再沸器中被载热体加热汽化后，又返回塔中。塔内上升的蒸汽依次经过所有的塔板，使蒸汽中易挥发组分逐渐增浓，上升到塔顶的蒸汽在冷凝器中被冷凝成为液体经回流罐和回流泵后，一部分成为塔顶产品D连续引出，另一部分则引回到顶部的塔板上，作为塔内冷却液，称为回流量L。
在连续精馏过程中，原料液F连续不断地进入塔内，塔顶产品D和塔釜产品B也连续不断地分别从塔顶和塔釜取走，当操作达到稳定时，每层塔板上液体和蒸汽的浓度均保持不变，而且原料F，塔顶产品D和塔釜产品B的浓度和流量也保持定值。
精馏过程可以在常压下进行，也可以在高于或低于大气压下进行。当所分离的溶液在常压下是气相时，则必须在加压下进行精馏。而分离高沸点的溶液，则常常在减压下进行精馏。
6.2 精馏塔的控制目标
为了对精馏塔实施有效的自动控制,必须首先了解精馏塔的控制目标。一般说来，精馏塔的控制目标，应该在满足产品质量合格的前提下，使总的收益最大或总的成本最小。因此精馏塔的控制要求，应该从质量指标（产品纯度）、产品产量和能量消耗三个方面进行综合考虑。
质量指标精馏操作的目的是将混合液中各组分分离为产品，因此产品的质量指标必须符合规定要求。也就是说，塔顶或塔底产品之一应该保证达到规定的纯度，而另一产品也应保证在规定的范围内。
在二元精馏中质量指标就是使塔顶产品中轻组分纯度符合技术要求或塔底产品中的重分纯度符合技术要求。
在多元组分精馏下，情况较复杂，一般控制关键组分。所谓关键组分，是指对产品质量影响较大的组分。从塔顶分离出挥发度较大的关键组分称为轻关键分，从塔底分离出挥发度较小的关键组分称为轻关键组分。以石油裂解气分离中的脱乙烷塔为例，它的目的是把来自脱甲烷塔底部产品作为进料加以分离，将乙烷和更轻的组分从顶部分离出，比乙烷重的组分从塔底分离出。这时，显然乙烷是轻关键组分，丙烯则是重关键组分。因此，对多元组分的分离可简化为二无关键组分的分离，这就大大简化了精馏操作。
在精馏操作中，产品质量应该控制到刚好能满足规格上的要求，即处于卡边生产，超过规格的产品是一种浪费。
产品、产量和能量消耗精馏塔的任务不仅要保证产品质量，还要有一定的产量 。别外分离混合液也需要消耗一定的能量，这主要是再沸器的加热量和冷凝器的冷却量消耗。此外塔的附属设备及管线也要散失一部分热量和冷量。从定性分析来看，要使分离所得产品纯度越高产品产量愈大，则所消耗的能量愈多。
产品的产量通常用该产品的回收率来表示。回收率的定义是：进料中每单位产品组分所能得到的可售产品的数量。数学上，组分的回收率定义为：
式中，P为产品产量，F为进料流量，Zi为进料中组分i的浓度。
产品回收率、产品纯度及能量消耗三者之间的定量关系可由下图中的曲线来说明，这是对于某一精馏塔按分离50%两组分混合液作出的曲线图，纵坐标是回收率，横坐标是产品纯度，图中的曲线是表示每单位进料所消耗能量的等值线，（用塔内上开蒸汽量V与进料量F之比V/F来表示）。曲线表明，在一定的能耗V/F情况下，随着产品纯度的提高，会使产品回收率迅速下降。纯度愈高这个倾向愈明显。同时它还表明，在一定的产品纯度要求下，随着V/F从小到大逐渐增加，刚开始可显著提高产品回收率，然而，当V/F增加到一定程度后，再进一步增加V/F所得的效果就不显著了。
以上说明，在精馏操作中，主要产品的质量指标，刚好达到质量要求的情况是期望的，低于要求的纯度将使产品不合格，而超过纯度要求会降低产量。然而，在一定的纯度要求下，提高产品的回收率，必然要增加能量消耗。可是单位产量的能耗最低并不等于单位产量的成本最低，因为决定成本的不仅是能耗，还有原料的成本。
由此可见，在精馏操作中，质量指标，产品回收率和能量消耗均是要控制的目标。其中质量指标是必要条件，在质量指标一定的前提下，在控制过程上应使产品产量尽量高一些，同时能量消耗尽可能低一些。至于在质量指标一定的前提下，使单位产品产量的能耗最低或使单位产品量的成本最低以及使综合效益最大等是属于不同目标函数的最优控制问题。
6.3 影响精馏过程的因素和其它单元操作一样，精馏也是在不定期的物料平衡和能量平衡的基础上进行操作的。一切因素均通过物料平衡和能量平衡影响塔的正常操作。影响物料平衡的因素是进料量和进料组分的变化。塔顶采出量或塔底采出量的变化。影响能量平衡的因素主要是进料热焓的变化，此外还有环境温度的变化等。同时物料平衡和能量平衡是相互影响的，因此要了解这些因素对精馏过程的影响必须分析精馏塔的静态特性。
所谓静态特性就是以物料平衡和能量平衡为基础来确定稳态下精馏塔各参数之间的定量关系。
全塔的物料平衡稳态时，进塔的物料必须等于出塔的物料，所以总的物料平衡关系为
F=D+W
轻组分的物料平衡关系为
联系方程可得
从上述关系中，可以明显看出进料F在产品中的分配量（D/F，W/F）是决定塔顶和塔底产品中轻组分浓度xD和xW的主要因素。D/F改变了，xD和xW都可以变化。另外，进料组分浓度xF也是一个影响xD和xW的重要因素。
然而，单是物料平衡关系，还不能完全确定xD和xW，只能确定xD和xW之间的关系。要确定xD和xW的值还必须建立另一关系式，这个关系式可由塔的能量平衡关系得出。
能量平衡在稳态时，进入塔的（通过传热和进料带入的）所有能量必然与离开塔的（能过传热和产品带出的）的能量相平衡。
式中，QH为再沸器的加热量；QC为冷凝器的冷却量；IF、ID、IW分别为进料、塔顶和塔底产品的热焓。
该式并未表示出塔内的能量关系对产品纯度的直接影响。然而上式中的再一项都影响上升蒸汽量V，而V与产品纯度的关系，可以通过下面的讨论得出。
在二元精馏中，全回流时的Fenske方程为：
()
式中，为平均相对挥发度；n为理论塔板数。
由Fenske方程可知，在全回流时，二元精馏塔两端产品纯度间的分离关系取决于和n。为了使Fenske方程能够推广到全回流以外的情况，定义分离度S为
在部分回流时，影响分离度S的因素很多，可以表示为以下的函数的关系：
对于一个确定的塔，，n，E和是一定的或变化不大，同时进料浓度的变化对S的影响与V/F对S的影响相对要小得多，可以忽略。于是上式可简化为
该式表明V/F一定，则分离关系就被确定。并可进一步近似表达为
式中，定义为塔的特性因子，对任意给定的塔，可以用V/F除以分离度S的自然对数求得。
把S的定义式代入上式得
它表示了精馏塔的能量关系。由此可知只要以下三式
中D/F、W/F、V/F一定，这个塔的分离结果，就完全确定了。
内部物料平衡在恒分子流假设的前提下，分析塔内各项物料平衡关系时，假定：
在精馏段内，通过各层塔板的上升蒸汽流量均相等；
在提馏段内，通过各层塔板的上升蒸汽流量均相等， （V为再沸器内蒸汽量）
在精馏段内，通过各层塔板下流液体流量均相等，称为内回流，当回流温度等于塔顶温度时，内回流等于外回流L；
在提馏段内，通过各层塔板下流液体流量均相等；
回流罐和塔底液位不变；
塔压也保持不变。
在以上这些条件下，有下述平衡关系：
加料板的物料平衡
对于液相泡点进料：
，
对于汽相露点进料：
，
精馏段的物料平衡对精馏塔段内任一塔板i以上作物料平衡计算，轻组分的物料平衡关系式为：
则
（）
该式表明了精馏段内任一塔板的汽相浓度与和之间的关系。改变汽液比必将使塔板上浓度发生变化。然而，汽液比除了决定于再沸器上升蒸汽量以外，还决定于回流量L与塔顶采出量D，通常将回流量与采出量之比称为回流比R，即
当D=0时称为全回流。由此可知要改变精馏塔的操作工艺，应操作精馏塔的回流比和再沸器的上升蒸汽量，通过内部平衡关系，使每块塔板上的浓度改变，从而导致最终产品的纯度的变化。
提馏段的物料平衡总物料：
易挥发组分：
即
该式表明了在提馏段内任一塔板上的汽相浓度与汽液比的关系。同时，要使塔的操作工况改变，应操作塔的回流比和再沸器上升蒸汽量，从而通过内部平衡关系最终改变产品的纯度。
通过以上分析，影响精馏过程的主要因素可概括如下：
进料量；
进料浓度；
进料温度和进料状态；
再沸器的加热量冷却器的冷却量；
回流量；
塔顶采出量；
塔底采出量；
塔压的影响。
上述各种干扰中，有些是可控的，有些是不可控的。一般情况下进料量是不可控制的（受前一工序的影响）。
进料浓度是无法控制的，它由上一工序所决定，但一般说来变化缓慢。
进料温度和进料状态的变化，对塔的操作影响较大。为维持塔操作的能量平衡和稳定运行，在单相进料时，可以采用进料温度控制，以便克服这种干扰。在两相进料时，则可设法控制热焓恒定以克服干扰。
对于冷凝器的冷却量和再沸器的加热量，一般都用定值控制系统来加以稳定。
总之，从前面对塔的静态特性和内部平衡关系的分析，不难看到，为了克服塔的主要干扰，可采用控制以下参数的手段：
塔顶采出量塔底采出量回流量再沸器加热量冷凝器的冷却量前二者是通过影响全塔的物料平衡来影响塔的内部平衡，从而起到控制作用。后三个量直接改变塔的能量平衡关系和改变塔内汽液比，从而起到控制产品质量的作用。
动态影响分析前面讨论的内容，均是各参数对塔操作的静态影响，然而在动态过程中，这些参数对塔操作的影响是有快有慢各不相同的，因此在设计控制方案时，必须考虑动态影响，才能便控制系统及时克服各参数对塔操作的影响。由于精馏塔是一个多变量、时变和非线性的对象，各变量这间又存在相互关联，因此定量分析动态影响，建立其数学模型已成为一项相当复杂的专门课题。所以本节仅从定性的角度从几个侧面分析塔的动态影响。
1、上升蒸汽和回流的影响在精馏塔内，上升蒸汽流量变化的响应是相当快的。由于上升蒸汽只须克服塔板上极薄覆盖的液相阻力，而且塔内汽相蓄存量在塔压控制一定时可忽略不计，因此上升蒸汽量的变化几秒钟内就可影响到塔顶。
然而，从塔板下流的液相却有相当大的滞后，这是因为回流量增加时，首先要使积存在塔板上的液相蓄存量增加，然后在这增加的静压的作用下，才使离开塔板的液相速度增加，因此对回流量变化的影响存在着滞后。
由此可见，除顶部塔板外，要使塔的任何一点的汽液比发生变化，用再沸器的加热量作为控制手段比用回流量响应要快。
2、组分滞后的影响无论是改变再沸器加热量引起上升蒸汽变化还是由于回流的变化,均是通过对每块塔板上组分之间的平衡施工影响，最终才引起顶部产品或底部产品组分浓度的变化。由于组分要达到静态平衡需要较长时间，因此尽管上升蒸汽量变化可以很快影响到塔顶组分浓度，但要使塔顶组分浓度变化 并达到一个新的平衡仍需花费相当长的时间。回流变化情况也是类似的，只是花费的时间更多，这就是说，塔板上的组分平衡要等到影响组分的液相或汽相流量稳定相当时间后才能建立。
组分滞后随着塔板上液相蓄存量的增加而增加，因而随塔板数的增加而增加，也随着回流比的增加面增加，因为回流比的增加，意味着塔板上蓄存量的增加。由于再沸器加热量的增加引起上升蒸汽量增加，将会改善汽、液接触，从面使组滞后减小。
由式D=V-L可知，回流量L总是等于塔顶汽相流量V和塔顶采出量D之差。因此，恒定V时，控制D实质上就是改变了回流量L。
然而，回流罐有一定的蓄液量，从D的变公到L的变化会产生滞后。液位变化引起蓄液量变化也会严重影响V和D之间的关系。为此要使V、L和D的关系成立，回流罐液位必须保持一定，这样在采用改变D（或D/F）来控制塔顶产品质量的方案中，才能在V不变时使回流量L及时跟踪采出量D的变化，否则将引起滞后，影响控制品质。
塔釜也有与回流罐类似的蓄液量引起的滞后影响，塔釜液位变化引起蓄液量变化，从而引起V和W的变化。要使、和间的关系式成立，塔釜液位必须严格保持一定。这样在采用改变W来控制塔底产品质量的方案中，才能在不变时，使再滞器加热量所引起的上升蒸汽量及时跟踪塔底采出量W的变化。否则将引起滞后，影响控制品质。由于塔底截面积通常要比回流罐的截面积小得多，从而由塔釜蓄液量引起的滞后要比回流罐所引的滞后小。
总之，在设计或选择精馏塔控制方案时，应当考虑上述动态影响的因素。
6.4 精馏塔质量指标的选择精馏塔最直接的质量指标是产品纯度。过去由于检测上的困难，难以直接按产品纯度进行控制。现在随着分析仪表的发展，特别是工业色谱仪的在线应用，已逐渐出现直接按产品纯度来控制的方案。然而，这种方案目前仍受到两方条件的制约，一是测量过程滞后很大，反应缓慢，二是分析仪表的可靠性较差，因此，它们的应用仍然是很有限的。
最常用的间接质量指标是温度。因为对于一个二元组分精馏塔来说，在一定压力下，温度与产品纯度之间存在着单值函数关系。因此如果压力恒定则塔板温度就间接反映了浓度。对于多元精馏塔来说，虽然情况比较复杂，但仍然是可以看作在压力恒定条件下，塔板温度变化能间接反映浓度的变化。
采用温度作为被控的质量指标时，选择塔内哪一点的温度或几点温度作为质量指标，颇为关键，常用以下几种方案。
一、灵敏板的温度控制一般认为塔顶或塔底温度最能代表塔顶或塔底产品的质量。其实，当分离的产品较纯时，在临近塔顶或塔底的各塔板之间，温差已经很小，这时，塔顶或塔底温度变化0.5℃，可能超出产品质量的允许范围。因而对温度检测仪表的灵敏度和控制精度都提出了很高要求，但实际上却很难满足。解决这一问题的办法是在塔顶或塔底与进料板之间选择灵敏板的温度作为间接质量指标。
当塔的操作经受干扰或承受控制作用时，塔内各板的浓度将发生变化,各塔板的温度也将同时变化，但变化程度各不相同，当达到新的稳态后，温度变化最大的那块塔板即为灵敏板。
灵敏板的位置可以通过逐板计算或静态模型仿真计算，依据不同操作工况下各塔板温度分布曲线比较得出。但是塔板效率不易估准，所以最后还须根据实际情况，予以确定。
二、温差控制在精密精馏时，产品纯度要求很高，而且塔顶、塔底产品的沸点差又不大时，可采用温差控制。
采用温差作为衡量质量指标的参数，是为了消除压力波动对产品质量的影响。因为在精馏塔控制系统中虽设置了压力定值控制，但压力也总是会有些微小波动而引起浓度变化，这对一般产品纯度要求不太高的精馏塔是可以忽略不计的。但如果是精密精馏，产品纯度要求很高，微小压力波动足以影响质量，就不应忽略了。也就是说，精密精馏时若用温度作质量指标就不能很好地代表产品的质量，温度的变化可能是产品纯度和压力双方都有变化的结果，为此应该考虑补偿或消除压力微小波动的影响。
在选择温差信号时，如果塔顶采出量为主要产品，宜将一个检测点放在塔顶（或稍下些），即温度变化较小的位置；另一个检测点放在灵敏板附近，即浓度和温度变化都有较大的位置，然后，取上述两测点的温度差作为被控变量 。这里，塔顶温度实际上起参比作用，压力变化对两点的温度都有影响，相减之后其压力波动的影响就几乎相抵消。
双温差控制当精密精馏塔的塔板数、回流比、进料组分、进料塔板位置确定之后，那么该塔的操作特性是下图所示的曲线。塔顶和塔底组分之间的关系就被固定下来。
从图可以看出，如果塔底轻关键组分越多，则塔顶纯度越高，反之亦然。然而，固定一端产品的纯度，另一端产品的纯度也就固定。图中“O”、“X”‘“Y”是不同的操作点。对于给定的操作条件，精馏塔两端的产品都达到较好的分离，显然“X”是期望的操作点。
与操作特性曲线相对应的塔板温度分布曲线如右图所示。
操作特性曲线上的点“X”对应温度分布图上的X线。从X曲线可以看出，由塔顶向下，塔板间的温度变化较小，曲线急剧下降，到接近进料塔板时，温度变化迅速增加直至接近塔底时，温度变化速度又减慢。然而，曲线O所代表的操作点O的情况就不同，由于塔顶含有较多的重组分，使全塔温度偏高而精馏段温度增大尤为明显，其中又有一块塔板温度变化较小，趋近于塔底温度，因此按X线操作可得到更纯的塔底产品。曲线Y与曲线O的情况正好相反，灵敏板在提馏段，它可得更纯的塔顶产品。
以上表明，如果塔顶重组分增加，会引起精馏段灵敏板温度较大变化；反之，如果塔底轻组分增加，则会引起提馏段灵敏板温度较大的变化。相对地在靠近塔底或塔顶的温度变化较小。将温度变化最小的塔顶、塔底两个参照板与两个灵敏板之间的温度梯度控制稳定，就能达到质量控制的目的。这就是双温差控制方法的基础。
双温差控制方案如下图所示，设、分别为精馏段参照板和灵敏的温度；、分别是提馏段灵敏度和参照板的温度，构成精馏段的温差；提馏段的温差，将这两个温差的差值作为控制指标。从实际应用情况来看，只要合理选择参照板和灵敏板的位置，就可使塔两端达到最大分离度。
6.5 精馏的基本控制方案对于有两个液相产品的精馏塔来说，质量指标控制可以有两种情况，一是严格控制一端产品的质量，另一端产品质量控制在一定的范围内。再一种是两端产品的质量均需严格控制。常见的控制方案主要有以下几种：
一、按精馏段指标控制当塔顶采出液是主要产品时，往往按精馏段指标进行控制。这时取精馏段某点浓度或温度作为被控变量，而以回流量L、塔顶采出量D或再沸器上升蒸汽量V作为控制变量。可以组成单回路控制方式，也可以组成串级控制方式。后一种方式虽较复杂，但可迅速有效地克服进入副环的扰动，并可降低对调节阀特性的要求，在需作精密控制时采用。
按精馏段指标控制，对塔顶产品的纯度X有所保证，当干扰不很大时，塔顶产品纯度的变动也不大，可由静态特性分析来确定出它的变化范围。
采用这种控制方案时，在L、D、V和W四者之中，选择一个作为控制产品质量的手段，选择另一个保持流量恒定，其余两个变量则按回流罐和再沸器的物料平衡关系由调节器加以控制。
常用的控制方案可分为两类。
1、依据精馏段指标控制回流量L，再保持再沸器加热量V为定值。
这种控制方案的优点是调节作用滞后小，反应迅速，所以对克服进入精馏段的扰动和保证塔顶产品是有利的，这是精馏塔控制方案中最常用的方案。可是在该方案中，L受温度调节器控制；回流量的波动对于精馏塔平衡作用是不利的，所以在调节器参数整定时，采用比例加积分的控制规律即可，不必加微分，此外再沸器热量维持一定而且应足够大，以便塔在最大负荷时仍能保证产品的质量指标。
2、依据精馏段指标控制塔顶采出量D，保持再沸器加热量V为定值。
该方案的优点是有利于精馏塔的平衡操作，对于回流比较大的情况下控制D要比控制L灵敏。此外还一个优点，当塔顶产品质量不合格时，如采用有分支作的调节器则塔顶采出量会自动暂时中断，进行全回流，这样可保证得到的产品是合格。
然而该方案温度控制回路滞后较大，反应较慢，从采出量D的改变到温度变化，要间接地通过回流罐液控制回路来实现，特别是回流罐容积较大时，反应更慢，给控制带来困难。此外，同样要求再沸器加热量需足够大，以保证最大负荷时产品质量。
二、按提馏段指标控制当塔釜液为主要产品时，常常按提馏段指标控制。如果是液相进料，也常采用这类方案 。这是因为在液相进料时，进料量F的变化，首先影响到塔底产品浓度，塔顶或精馏段塔板上的温度不能很好地反映浓度的变化，所以用提馏段控制比较及时。
常用的控制方案也可分为两类。
1、按提馏段指标控制再沸器加热量，从而控制塔内上升蒸汽量V，同时保持回流量L为定值。此时，D和W都是按物料平衡关系，由液位调节器控制。
该方案采用塔内上升蒸汽V作为控制变量，在动态的响应上要比回流量L控制的滞后小，反应迅速，所以对克服进入提馏段的扰动和保证塔底产品质量有利。所以该方案是目前应用于最广的精馏塔控制方案。
可在该方案中，回流量采用定值控制，而且回流量应是足够大，以便当塔的负荷最大时仍能保证产品的质量指标。
2、按提馏段指标控制塔底采出量W，同时保持回流量L为定值。此时，D是按回流罐的液位来控制。再沸器蒸汽量由塔液位控制。
该控制方案正象前面所述的，按精馏段温度来控制的方案那样，有其独特的优点和一定的弱点。优点是当塔底采出量W较少时，操作比较平衡；当采出量W不符合质量要求时，会自行暂停出料。缺点是滞后较大且液位控制回路存在反向特性。此外，同样要求回流量应足够大，以保证在最大负荷时的产品质量。
三、按塔顶、塔底两端质量指标控制当塔顶和塔底产品均需达到规定的质量指标时，应需设置塔顶塔底两端产品的质量控制系统。
下图是一种塔顶塔底两端质量都需要控制的产品质量控制方案。
它们均以温度作为间接指标，以塔顶的回流量控制塔顶温度；以塔底再沸器的加热量控制塔底温度。然而，由精馏操作的内在机理可知，当改变回流量时，不仅改变塔顶的温度，同时也引起塔底温度的变化。同样，控制塔底再沸器的加热量，也将影响到塔顶温度的变化。所以塔顶、塔底两控制系统之间存在着严重的关联。
对于上述二元精馏塔的两质量控制回路之间的关联程度分析，可根据
计算相对增益或，得
另一种控制方案是两端产品的质量指标分别通过再沸器加热量和塔顶采出量来控制，此时的相对增益或则可按下式计算：
求出相对增益后，就可对方案做出抉择，相关不严重时，可以通过调节器参数整定的方法使相关回路的工作频率拉开，以减少相关；或通过被控变量与控制变量间的正确匹配以减少相关。对于相对增益远大于1的回路则必须采用解耦控制系统。
然而精馏塔是一个非线性严重的多变量过程，准确求取动态特性相当困难，而求取静态特性则比较容易。因此在当前情况下，可以对精馏塔实施静态解耦，在此基础上进行必要的动态补偿。
6．6 精馏塔的内回流控制和进料热焓控制由前面分析可知,精馏塔的稳定操作完全取决于塔内汽液比，因此保持塔内汽相流量和内回流量与进料流量之比恒定,就可以达到稳定操作的目的。精馏塔的内回流控制和进料热焓控制就是为实现这一目的而设置的。
内回流控制通常，外部回流温度与塔顶部塔板温度相等，这时外回流就等于内回流，可以用外回流定值控制的方法，保持内回流恒定。然而在实际工作中，通常外回流温度低于顶部塔板的温度。于是外回流虽然流量不变，但温度的变化却会引起内回流的波动，从而破坏了塔的平稳操作。因此在这种情况下，最好是直接进行内回流定值控制。然而在实际生产中，内回流是无法直接测量的。为了实现内回流定值控制，必须没法计算或估计出内回流。下面给出一种简单的计算法。
外回流是塔顶汽相出塔经冷却器冷凝后，由塔外送回顶部塔板上的液体。因此当外回流的温度低于顶部塔板温度时，在顶部塔板上，除了正常的轻组分汽化和重组分冷凝的传质过程外，还有一个把回流加热到与顶部塔板温度相等的传热过程。加热外回流所需要的热量是由进入顶部塔板的蒸汽部分冷凝所放出的潜热提供的。于是内回流就等于外回流L与这部分冷凝流量之和，即
此外，从热量平衡关系可知，部分蒸汽冷凝所放出的潜热，等于外回流液由原来的温度升高到顶部塔板温度所需的热量，即
式中，L为外回流流量，为内回流量，为部分冷凝液流量，为冷凝液的汽化潜热，c为外回流液的比热容，为塔顶蒸汽温度；为外回流液温度。令
由此可得内回流计算公式
该式表明，当外回流温度等于塔顶温度时，外回流与内回流相等；当和之差一定时，外回流与内回流成一定的比值关系。当变化时，为实现内回流定值控制，需要按上式进行实际计算，所需的数据只包括一些物性常数和易于测量的量。
在我国，内回流控制系统已应用在芳烃分馏装置中和采用风冷式冷却器的苯塔、甲苯塔、二甲苯塔等精密精馏装置上。这种控制方案，通过实际运行证明可取得满意效果 。
内回流控制系统。
进料热焓控制热焓是指单位质量的物料所贮存的热量。热焓控制是保持物料的热焓为定值或按一定规律而变化的操作。
当进料为单相流体时，进料温度一定则进料热焓一定；当两相进料，温度一定并不能保证热焓一定，进料热焓的扰动将使塔的内部回流和内部上升蒸汽发生变化，最终影响产品质量。当进料热焓变化较大时，对于单相进料可采用右图所示的温度控制方案。
这种控制方案只适用于进入预热器的前后物料均为汽相或液相。因为这种情况下，热焓和温度之间具有单值的对应关系，即一定的温度对应一定的热焓。
对于汽、液两相进料，则需采用热焓控制，这是因为具有汽、液两相状态的进料，虽然料液的温度为定值，但是它具有的热量可因汽、液比不同而相差十分悬殊。
目前，还缺乏直接测量热焓的仪表，但是热焓可以通过热量平衡关系间接得到。预热器内载热体放出的热量等于进料所取得的热量，从而间接计算出进料的热焓。
设载热体进入预热器之前是汽相，通过预热器之后被完全冷凝为液相而被加热物料（进料）在进入预器之前为液相，但经预热器之后则已变成汽液两相进料。根据预热器之前为液相，但经预热器之后，则已变成汽液两相进料。根据预热器的热量平衡关系计算进料热焓，计算公式如下：
式中，F为进料流量；为预热器内载热体的流量；为单位进料进入精馏塔的热焓，为进料入预热器的比热容；为载热体冷凝冷的比热容； 为载热体的汽化潜热； 为进入预热器的温度；为载热体入口温度；为载热体出口冷凝液的温度。由此可得进料热焓计算式：
式中，和为物性数据，而F、、、、可以进行直接测量得到，因此按上式进行实时计算，即可对精馏进料进热焓进行定值控制。
6.7 精馏塔的节能控制现在，世界各国均十分重视节约能源，尤其在工业生产过程中，节能已被普通列为重点研究课题。据统计，在典型石油化工厂中，全厂能量约有40%消耗在精馏过程上，因此精馏塔的节能控制显得迫切和重要。长期以来，人们作了大量的研究工作，提出了一系列新型控制系统和控制方法，以期尽量节省和合理使用能量，提高经济效益。
一、产品质量指标的“卡边”控制在一般精馏操作中，操作人员为了防止生产出不合格的产品，总是习惯于超高质量产品的操作。然而，提高分离度就意味着加大回流比，增加再沸器上升蒸汽量，这种操作方式既浪费了能量又降低了回收率。因此，为了保证产品质量合格，提高产品质量，降低了回收率。因此为了保证产品质量合格，提高产品质量，降低能耗，应该将保守的“过度分离”操作转变为严格控制产品质量指标的“卡边”生产，这就需要降低回流比。
降低回流比是节能的主要途径，但降低回流比需十分慎重，因回流比对产品质量影响很大。下图表示某些典型的脱异丁烷塔塔顶采出物中，杂质正丁烷含量与回流比的关系。
质量指标规定产品中含正丁烷4%，但实际操作总是过度分离，生产含1.2%正丁烷的塔顶产品。这是由于产品中杂质会与回流比之间的非线性关系。当回流比为8：1时，回流比每减少半个单位，产品中杂质会只增加0.2%，而在回流比为理想值4：1时，回流比每减少半个单位就会使产品杂质增加1.8%，由此可见，降低回流比会大大增加操作难度。这时最好采用先进的控制系统，配以测量直接质量指标的在线工业分析仪，将产品组分浓度的信息修正控制变量，可有交地降低回流比和过程的分离度，从而达到节约能量，提高产品产量的目的。
采用前馈控制方案在精馏塔的基本控制方案中，回流量或再沸器加热量的控制设置为定值控制系统，且设定值需足够大，使进料波动最大时精馏塔的分离操作仍能保证产品质量的要求。这种控制方式必然造成能量的浪费。如果引入前馈控制就可以克服进料扰动的影响。
图中、表示前馈补偿环节。前馈控制的静态模型，主要由式
，
导出，从这两式可以看出，只要保证D/F，V/F的比值恒定，即可达到前馈补偿的控制作用。例如，当进料量增加时，只要按比例增加再沸器加热蒸汽量和回流量便可基本维持塔顶或塔底的产品组分不变。为了提高前馈补偿的精度，可以引入动态补偿环节。一般均采用简单的超前滞后环节作为前馈的动态补偿环节。实践证明，前馈—反控制用于精馏塔，可以收到降低能耗的效果。
三、浮动塔压控制方案精馏塔一般在恒定的塔压下操作。然而从节约能量或经济观点考虑，恒定塔压未必合理，尤其在冷凝器为风冷或水冷两种情况更是如此。由于相对挥发度一般都随着塔压的降低而提高，而相对挥发度愈高就愈容易分离。因此降低塔压可以大大减少分离混合物所需的能量。如果将恒定塔压控制改为浮动塔压控制，以使冷凝器保持在最大负荷下操作，就可以收到显著的节能效果。显然塔压降低的最大限度决定于冷凝器的最大冷却能力。
该控制方案的主要特点是在原压力控制系统PC基础上，增加了一个具有纯积分作用的阀位调节器VPC，它的功能是缓慢地调整压力调节器的设定值，从而在下述两个方面改善塔的操作。
不管冷凝器的冷剂情况如何变化（如遇暴雨、降温等）VPC可保护塔压免受其突然变化的影响。塔压只是缓慢变化，最后仍浮动到冷剂可能提供的最低压力点。这样就避免了塔压的突然降低导致的塔内液泛，保证了精馏塔的正常操作。
为保证冷凝器总在最大负荷下操作，阀门应开启到最大开度。考虑到要有一定的控制余量，阀门开度设在90%或更大些的数值。
上图中PC为一般的PI调节器；VPC则是纯积分调节器或大比例带的PI调节器。PC控制系统应整定到操作周期短，过程反应快，而VPC则应是操作周期长，过程反应慢。两者相差很大，因此在分析中假定可以忽略PC系统和VPC系统之间的动态联系。即分析PC动作时，可以认为VPC系统是不动作的，而分板VPC系统时，又可以认为PC系统是瞬时跟踪。
右图是冷却两突增时，塔压和阀位的变化情况。由于冷剂量增加，引起压力下降，PC调节器动作把调节阀关小，其开度小于90%，控制作用使压力迅速回升到原来给定值，这时过程受压力定值控制，过渡过程很快就能完成。然后阀位调节器缓缓降低压力调节的设定值，直到阀门开度等于90%，塔压由降至P的新稳态值，从而实现了浮动操作。VPC调节器的外部积分反馈是为防止当PC手动设定时，引起VPC积分饱和而设置的。
在昼夜24小时内温度变化引起塔压浮动情况如左图所示。对于空冷式冷凝器，塔压浮动操作的优点特别明显，据报道环境温度每降低,分离丙烷和异丁烷所需的能量就减少1.26%，由此可带来可观的经济效益。
以上讨论的节能控制方案，仅仅列例举了几种基本控制手段。从更为深入，更为广泛的角度分析，应该从建立精馏塔的数学模型和优化操作参数入手，使用精馏塔保持在最优工况下操作。甚至于可以通过整个塔系热、冷的优化分配和使用，达到更高级节能的目的。
结束语随着石油化学工业的迅速发展，生产规模的不断扩大，经济效益逐步提高。为了在生产合格产品的前提下，尽可能降低能耗，提高生产率，一方面要依靠改进工艺流程，改进工艺设备，另一方面就要依靠提高自动化水平。对于精馏塔应从传统的参数稳定控制发展到以提高设备效率和取得更大经济收益的控制。提高精馏塔控制水平大体可分为三个层次：
（1）完善控制系统，改进现有常规控制系统，采用前馈、串级或其它先进过程控制系统，提高控制系统的品质；
（2）在深入研究精馏塔机理模型的基础上，建立精馏塔的优化操作模型，使精馏塔在最佳状态下操作；
（3）在单塔优化的基础上，再扩大到整个塔系的优化，以实现总体优化。
精馏操作是炼油化工生产过程中一个十分重要的环节。精馏塔的控制直接影响到工厂的产品质量、产量和能量的消耗，因此精馏塔的控制长期以来一直受到人们的高度得视。
精馏塔是一个多输入多输出的对象，它由很多塔板组成，内在机理复杂，对控制作用响应缓慢，参数间相互关联严重，而控制要求大多又较高。这些都给自动控制带来一定困难。同时各塔工艺结构特点又千差万别，这就更需要深入分析工艺特性，结合具体塔的特点，进行自动控制方案的设计和研究。
本章首先介绍精馏过程的精馏原理和精馏装置的组成，再分析精馏过程的操作要求和影响精馏过程的因素，在此基础上，讲解精馏塔自动控制的基本方案。
6.1 精馏过程
精馏操作是利用混合液中各组分具有不同的挥发度，即在同一温度下各组分的蒸汽压力互不相同这一物理性质，从而实现液体混合特的分离。精馏操作是在精馏塔中完成的。
简单地说，精馏操作就是迫使混合物的汽、液两相在塔体中作逆向流动，在互相接触的过程中，液相中的轻组分逐渐转入汽相，而汽相组分则逐渐进入液相。精馏过程本质上是一种传质过程，其中当然也伴随着传热。
本节中只讨论两组分精馏，着重说明精馏的基本原理。
精馏原理
在恒定压力下，单组分液体的沸点是恒定的。而两组分的理想溶液在恒定压力下，沸腾时溶液的温度却是可变的。
在恒定压力下，溶液汽液平衡的温度与其组分有关。高沸点组分的浓度越高，溶液平衡温度越高。与纯物质的汽—液平衡相比较，多组分溶液汽—液平衡的一个特点是：在平衡状态下，汽相浓度与液相浓度是不相同的。一般情况下，汽相中低沸点组分的浓度高于它在液相中的数值。对于纯组分的汽—液相平衡，把恒定压力下的平衡温度称为该压力下的沸点或冷凝点。但对于处在相平衡下的溶液，则把平衡温度称为该压力下某一汽相浓度的露点温度或某一液相浓度的泡点温度。
对于同一浓度的汽相或液相来说，露点温度和泡点温度一般是不相等的，前者比后者高。苯-甲苯溶液的温度-浓度图如下：
该t-x-y图的纵坐标为温度，横坐标为液相或汽相中苯的浓度。
曲线1表示在一定压力下溶液浓度与泡点的关系，称为液相线，线上每一点均表示饱合液体。
曲线2表示在一定压力下，溶液浓度与露点的关系，称为汽相线，线上每一点均代表饱和蒸汽。两条线把相图划分为三个区域：液相线1以下是液相区；汽相线2以上，溶液全部气化，称为过热蒸汽区；两线之间为汽液两相共存区，溶液处于任一点E时，都有可以分为相互平衡的汽液两相，即分为汽相G和液相F。
应用温度—浓度图，不仅可以求取任一温度的汽、液相平衡浓度，或者求取两相平衡时的温度，而且借助温度-浓度图还可以清楚地了解精馏原理。
设在1个标准大气压下，由温度—浓度图可看出：将浓度为x1，温度为t1（图中A点）溶液加热，当达到泡点温度t2时（J点）液体开始沸腾，所产生的蒸汽浓度为y1,y1与x1平衡，而且y1>x1。如继续加热且不从物系中取走物料，当温度升高到t3时（E点），则在共存的汽、液两相中，液相的浓度为x2（F点），蒸汽相的浓度为与x2成平衡的y2（G点），且y2>x1。若再继续加热温度升至T4时（H点），液相完全汽化，而且在液相消失之前，其浓度为x3（C点），液相完全汽化成蒸汽后，则汽相浓度与溶液的最初浓度相同。若再升高温度饱和蒸汽就变为过热蒸汽，随着温度的升高浓度保持不变仍为y3（= x1）。
自J点向上至H的这一阶段，是使溶液汽化的过程，称为部分汽化过程。若继续加热到H点以上，则称为全部汽化过程。显然只有部分汽化方法，才能从溶液中分离出具有不同浓度的蒸汽，而且其中所含易挥发组分（苯）较多，也即部汽化能起一定的分离作用。而完全汽化不能促使溶液的浓度改变，它不起分离作用。
反之，也可由过热蒸汽区某一点出发，进行冷凝，此过程恰与汽化过程相反。所以部分冷凝也能起一定的分离作用，而完全冷凝则不起任何分离作用。
由以上讨论可见，部分汽化或部分冷凝之反以起到部分分离作用，其基本依据仍然是溶液中两组分的挥发性能之间的差异。在相平衡的汽相中，易挥发组分浓度总是大于它在液相中的浓度，此差异越大，就愈易分离。部分汽化与部分冷凝是精馏装置中反复发生的过程，依靠此作用才能达到将溶液中两组分加以分离的目的。所以，多次部分汽化，同时又把产生的蒸汽多次部分冷凝是精馏的基础。
溶液汽化要吸收热量，汽体冷凝要放出热量，为此，精馏过程必须具备使釜液加热汽化的设备（再沸器）和使塔顶蒸汽冷凝的设备（冷凝器）。所以在生产中，不仅希望精馏过程的生产效率高，而且所耗用的热量及冷量要尽可能少。
连续精馏装置和流程
精馏就是将一定浓度的溶液送入精馏装置使它反复地进行部分汽化和部分冷凝，从而得到预期的塔顶与塔底产品的操作。完成这一操作过程的相应设备除精馏塔本体外，还有再沸器、冷凝器、回流罐、回流泵等辅助设备。
原料F从精馏塔中段某一块塔板上进入，这块塔板就称为进料板。进料板把全塔分为两段，进料板以上部分称为精馏段；进料板以下部分称为提馏段。进入塔内的溶液由于各组分的沸点不同，沸点低的组分（易挥发组分）较易汽化而往上走；沸点高的组分（难挥发组分）则更多地随液体往下流，与塔内上升蒸汽在各层塔板上充分接触，在逆流作用下进行传质和传热。下流的液体到达塔釜后，一部分被连续地引出成为塔底产品W，别一部分则在再沸器中被载热体加热汽化后，又返回塔中。塔内上升的蒸汽依次经过所有的塔板，使蒸汽中易挥发组分逐渐增浓，上升到塔顶的蒸汽在冷凝器中被冷凝成为液体经回流罐和回流泵后，一部分成为塔顶产品D连续引出，另一部分则引回到顶部的塔板上，作为塔内冷却液，称为回流量L。
在连续精馏过程中，原料液F连续不断地进入塔内，塔顶产品D和塔釜产品B也连续不断地分别从塔顶和塔釜取走，当操作达到稳定时，每层塔板上液体和蒸汽的浓度均保持不变，而且原料F，塔顶产品D和塔釜产品B的浓度和流量也保持定值。
精馏过程可以在常压下进行，也可以在高于或低于大气压下进行。当所分离的溶液在常压下是气相时，则必须在加压下进行精馏。而分离高沸点的溶液，则常常在减压下进行精馏。
6.2 精馏塔的控制目标
为了对精馏塔实施有效的自动控制,必须首先了解精馏塔的控制目标。一般说来，精馏塔的控制目标，应该在满足产品质量合格的前提下，使总的收益最大或总的成本最小。因此精馏塔的控制要求，应该从质量指标（产品纯度）、产品产量和能量消耗三个方面进行综合考虑。
质量指标精馏操作的目的是将混合液中各组分分离为产品，因此产品的质量指标必须符合规定要求。也就是说，塔顶或塔底产品之一应该保证达到规定的纯度，而另一产品也应保证在规定的范围内。
在二元精馏中质量指标就是使塔顶产品中轻组分纯度符合技术要求或塔底产品中的重分纯度符合技术要求。
在多元组分精馏下，情况较复杂，一般控制关键组分。所谓关键组分，是指对产品质量影响较大的组分。从塔顶分离出挥发度较大的关键组分称为轻关键分，从塔底分离出挥发度较小的关键组分称为轻关键组分。以石油裂解气分离中的脱乙烷塔为例，它的目的是把来自脱甲烷塔底部产品作为进料加以分离，将乙烷和更轻的组分从顶部分离出，比乙烷重的组分从塔底分离出。这时，显然乙烷是轻关键组分，丙烯则是重关键组分。因此，对多元组分的分离可简化为二无关键组分的分离，这就大大简化了精馏操作。
在精馏操作中，产品质量应该控制到刚好能满足规格上的要求，即处于卡边生产，超过规格的产品是一种浪费。
产品、产量和能量消耗精馏塔的任务不仅要保证产品质量，还要有一定的产量 。别外分离混合液也需要消耗一定的能量，这主要是再沸器的加热量和冷凝器的冷却量消耗。此外塔的附属设备及管线也要散失一部分热量和冷量。从定性分析来看，要使分离所得产品纯度越高产品产量愈大，则所消耗的能量愈多。
产品的产量通常用该产品的回收率来表示。回收率的定义是：进料中每单位产品组分所能得到的可售产品的数量。数学上，组分的回收率定义为：
式中，P为产品产量，F为进料流量，Zi为进料中组分i的浓度。
产品回收率、产品纯度及能量消耗三者之间的定量关系可由下图中的曲线来说明，这是对于某一精馏塔按分离50%两组分混合液作出的曲线图，纵坐标是回收率，横坐标是产品纯度，图中的曲线是表示每单位进料所消耗能量的等值线，（用塔内上开蒸汽量V与进料量F之比V/F来表示）。曲线表明，在一定的能耗V/F情况下，随着产品纯度的提高，会使产品回收率迅速下降。纯度愈高这个倾向愈明显。同时它还表明，在一定的产品纯度要求下，随着V/F从小到大逐渐增加，刚开始可显著提高产品回收率，然而，当V/F增加到一定程度后，再进一步增加V/F所得的效果就不显著了。
以上说明，在精馏操作中，主要产品的质量指标，刚好达到质量要求的情况是期望的，低于要求的纯度将使产品不合格，而超过纯度要求会降低产量。然而，在一定的纯度要求下，提高产品的回收率，必然要增加能量消耗。可是单位产量的能耗最低并不等于单位产量的成本最低，因为决定成本的不仅是能耗，还有原料的成本。
由此可见，在精馏操作中，质量指标，产品回收率和能量消耗均是要控制的目标。其中质量指标是必要条件，在质量指标一定的前提下，在控制过程上应使产品产量尽量高一些，同时能量消耗尽可能低一些。至于在质量指标一定的前提下，使单位产品产量的能耗最低或使单位产品量的成本最低以及使综合效益最大等是属于不同目标函数的最优控制问题。
6.3 影响精馏过程的因素和其它单元操作一样，精馏也是在不定期的物料平衡和能量平衡的基础上进行操作的。一切因素均通过物料平衡和能量平衡影响塔的正常操作。影响物料平衡的因素是进料量和进料组分的变化。塔顶采出量或塔底采出量的变化。影响能量平衡的因素主要是进料热焓的变化，此外还有环境温度的变化等。同时物料平衡和能量平衡是相互影响的，因此要了解这些因素对精馏过程的影响必须分析精馏塔的静态特性。
所谓静态特性就是以物料平衡和能量平衡为基础来确定稳态下精馏塔各参数之间的定量关系。
全塔的物料平衡稳态时，进塔的物料必须等于出塔的物料，所以总的物料平衡关系为
F=D+W
轻组分的物料平衡关系为
联系方程可得
从上述关系中，可以明显看出进料F在产品中的分配量（D/F，W/F）是决定塔顶和塔底产品中轻组分浓度xD和xW的主要因素。D/F改变了，xD和xW都可以变化。另外，进料组分浓度xF也是一个影响xD和xW的重要因素。
然而，单是物料平衡关系，还不能完全确定xD和xW，只能确定xD和xW之间的关系。要确定xD和xW的值还必须建立另一关系式，这个关系式可由塔的能量平衡关系得出。
能量平衡在稳态时，进入塔的（通过传热和进料带入的）所有能量必然与离开塔的（能过传热和产品带出的）的能量相平衡。
式中，QH为再沸器的加热量；QC为冷凝器的冷却量；IF、ID、IW分别为进料、塔顶和塔底产品的热焓。
该式并未表示出塔内的能量关系对产品纯度的直接影响。然而上式中的再一项都影响上升蒸汽量V，而V与产品纯度的关系，可以通过下面的讨论得出。
在二元精馏中，全回流时的Fenske方程为：
()
式中，为平均相对挥发度；n为理论塔板数。
由Fenske方程可知，在全回流时，二元精馏塔两端产品纯度间的分离关系取决于和n。为了使Fenske方程能够推广到全回流以外的情况，定义分离度S为
在部分回流时，影响分离度S的因素很多，可以表示为以下的函数的关系：
对于一个确定的塔，，n，E和是一定的或变化不大，同时进料浓度的变化对S的影响与V/F对S的影响相对要小得多，可以忽略。于是上式可简化为
该式表明V/F一定，则分离关系就被确定。并可进一步近似表达为
式中，定义为塔的特性因子，对任意给定的塔，可以用V/F除以分离度S的自然对数求得。
把S的定义式代入上式得
它表示了精馏塔的能量关系。由此可知只要以下三式
中D/F、W/F、V/F一定，这个塔的分离结果，就完全确定了。
内部物料平衡在恒分子流假设的前提下，分析塔内各项物料平衡关系时，假定：
在精馏段内，通过各层塔板的上升蒸汽流量均相等；
在提馏段内，通过各层塔板的上升蒸汽流量均相等， （V为再沸器内蒸汽量）
在精馏段内，通过各层塔板下流液体流量均相等，称为内回流，当回流温度等于塔顶温度时，内回流等于外回流L；
在提馏段内，通过各层塔板下流液体流量均相等；
回流罐和塔底液位不变；
塔压也保持不变。
在以上这些条件下，有下述平衡关系：
加料板的物料平衡
对于液相泡点进料：
，
对于汽相露点进料：
，
精馏段的物料平衡对精馏塔段内任一塔板i以上作物料平衡计算，轻组分的物料平衡关系式为：
则
（）
该式表明了精馏段内任一塔板的汽相浓度与和之间的关系。改变汽液比必将使塔板上浓度发生变化。然而，汽液比除了决定于再沸器上升蒸汽量以外，还决定于回流量L与塔顶采出量D，通常将回流量与采出量之比称为回流比R，即
当D=0时称为全回流。由此可知要改变精馏塔的操作工艺，应操作精馏塔的回流比和再沸器的上升蒸汽量，通过内部平衡关系，使每块塔板上的浓度改变，从而导致最终产品的纯度的变化。
提馏段的物料平衡总物料：
易挥发组分：
即
该式表明了在提馏段内任一塔板上的汽相浓度与汽液比的关系。同时，要使塔的操作工况改变，应操作塔的回流比和再沸器上升蒸汽量，从而通过内部平衡关系最终改变产品的纯度。
通过以上分析，影响精馏过程的主要因素可概括如下：
进料量；
进料浓度；
进料温度和进料状态；
再沸器的加热量冷却器的冷却量；
回流量；
塔顶采出量；
塔底采出量；
塔压的影响。
上述各种干扰中，有些是可控的，有些是不可控的。一般情况下进料量是不可控制的（受前一工序的影响）。
进料浓度是无法控制的，它由上一工序所决定，但一般说来变化缓慢。
进料温度和进料状态的变化，对塔的操作影响较大。为维持塔操作的能量平衡和稳定运行，在单相进料时，可以采用进料温度控制，以便克服这种干扰。在两相进料时，则可设法控制热焓恒定以克服干扰。
对于冷凝器的冷却量和再沸器的加热量，一般都用定值控制系统来加以稳定。
总之，从前面对塔的静态特性和内部平衡关系的分析，不难看到，为了克服塔的主要干扰，可采用控制以下参数的手段：
塔顶采出量塔底采出量回流量再沸器加热量冷凝器的冷却量前二者是通过影响全塔的物料平衡来影响塔的内部平衡，从而起到控制作用。后三个量直接改变塔的能量平衡关系和改变塔内汽液比，从而起到控制产品质量的作用。
动态影响分析前面讨论的内容，均是各参数对塔操作的静态影响，然而在动态过程中，这些参数对塔操作的影响是有快有慢各不相同的，因此在设计控制方案时，必须考虑动态影响，才能便控制系统及时克服各参数对塔操作的影响。由于精馏塔是一个多变量、时变和非线性的对象，各变量这间又存在相互关联，因此定量分析动态影响，建立其数学模型已成为一项相当复杂的专门课题。所以本节仅从定性的角度从几个侧面分析塔的动态影响。
1、上升蒸汽和回流的影响在精馏塔内，上升蒸汽流量变化的响应是相当快的。由于上升蒸汽只须克服塔板上极薄覆盖的液相阻力，而且塔内汽相蓄存量在塔压控制一定时可忽略不计，因此上升蒸汽量的变化几秒钟内就可影响到塔顶。
然而，从塔板下流的液相却有相当大的滞后，这是因为回流量增加时，首先要使积存在塔板上的液相蓄存量增加，然后在这增加的静压的作用下，才使离开塔板的液相速度增加，因此对回流量变化的影响存在着滞后。
由此可见，除顶部塔板外，要使塔的任何一点的汽液比发生变化，用再沸器的加热量作为控制手段比用回流量响应要快。
2、组分滞后的影响无论是改变再沸器加热量引起上升蒸汽变化还是由于回流的变化,均是通过对每块塔板上组分之间的平衡施工影响，最终才引起顶部产品或底部产品组分浓度的变化。由于组分要达到静态平衡需要较长时间，因此尽管上升蒸汽量变化可以很快影响到塔顶组分浓度，但要使塔顶组分浓度变化 并达到一个新的平衡仍需花费相当长的时间。回流变化情况也是类似的，只是花费的时间更多，这就是说，塔板上的组分平衡要等到影响组分的液相或汽相流量稳定相当时间后才能建立。
组分滞后随着塔板上液相蓄存量的增加而增加，因而随塔板数的增加而增加，也随着回流比的增加面增加，因为回流比的增加，意味着塔板上蓄存量的增加。由于再沸器加热量的增加引起上升蒸汽量增加，将会改善汽、液接触，从面使组滞后减小。
由式D=V-L可知，回流量L总是等于塔顶汽相流量V和塔顶采出量D之差。因此，恒定V时，控制D实质上就是改变了回流量L。
然而，回流罐有一定的蓄液量，从D的变公到L的变化会产生滞后。液位变化引起蓄液量变化也会严重影响V和D之间的关系。为此要使V、L和D的关系成立，回流罐液位必须保持一定，这样在采用改变D（或D/F）来控制塔顶产品质量的方案中，才能在V不变时使回流量L及时跟踪采出量D的变化，否则将引起滞后，影响控制品质。
塔釜也有与回流罐类似的蓄液量引起的滞后影响，塔釜液位变化引起蓄液量变化，从而引起V和W的变化。要使、和间的关系式成立，塔釜液位必须严格保持一定。这样在采用改变W来控制塔底产品质量的方案中，才能在不变时，使再滞器加热量所引起的上升蒸汽量及时跟踪塔底采出量W的变化。否则将引起滞后，影响控制品质。由于塔底截面积通常要比回流罐的截面积小得多，从而由塔釜蓄液量引起的滞后要比回流罐所引的滞后小。
总之，在设计或选择精馏塔控制方案时，应当考虑上述动态影响的因素。
6.4 精馏塔质量指标的选择精馏塔最直接的质量指标是产品纯度。过去由于检测上的困难，难以直接按产品纯度进行控制。现在随着分析仪表的发展，特别是工业色谱仪的在线应用，已逐渐出现直接按产品纯度来控制的方案。然而，这种方案目前仍受到两方条件的制约，一是测量过程滞后很大，反应缓慢，二是分析仪表的可靠性较差，因此，它们的应用仍然是很有限的。
最常用的间接质量指标是温度。因为对于一个二元组分精馏塔来说，在一定压力下，温度与产品纯度之间存在着单值函数关系。因此如果压力恒定则塔板温度就间接反映了浓度。对于多元精馏塔来说，虽然情况比较复杂，但仍然是可以看作在压力恒定条件下，塔板温度变化能间接反映浓度的变化。
采用温度作为被控的质量指标时，选择塔内哪一点的温度或几点温度作为质量指标，颇为关键，常用以下几种方案。
一、灵敏板的温度控制一般认为塔顶或塔底温度最能代表塔顶或塔底产品的质量。其实，当分离的产品较纯时，在临近塔顶或塔底的各塔板之间，温差已经很小，这时，塔顶或塔底温度变化0.5℃，可能超出产品质量的允许范围。因而对温度检测仪表的灵敏度和控制精度都提出了很高要求，但实际上却很难满足。解决这一问题的办法是在塔顶或塔底与进料板之间选择灵敏板的温度作为间接质量指标。
当塔的操作经受干扰或承受控制作用时，塔内各板的浓度将发生变化,各塔板的温度也将同时变化，但变化程度各不相同，当达到新的稳态后，温度变化最大的那块塔板即为灵敏板。
灵敏板的位置可以通过逐板计算或静态模型仿真计算，依据不同操作工况下各塔板温度分布曲线比较得出。但是塔板效率不易估准，所以最后还须根据实际情况，予以确定。
二、温差控制在精密精馏时，产品纯度要求很高，而且塔顶、塔底产品的沸点差又不大时，可采用温差控制。
采用温差作为衡量质量指标的参数，是为了消除压力波动对产品质量的影响。因为在精馏塔控制系统中虽设置了压力定值控制，但压力也总是会有些微小波动而引起浓度变化，这对一般产品纯度要求不太高的精馏塔是可以忽略不计的。但如果是精密精馏，产品纯度要求很高，微小压力波动足以影响质量，就不应忽略了。也就是说，精密精馏时若用温度作质量指标就不能很好地代表产品的质量，温度的变化可能是产品纯度和压力双方都有变化的结果，为此应该考虑补偿或消除压力微小波动的影响。
在选择温差信号时，如果塔顶采出量为主要产品，宜将一个检测点放在塔顶（或稍下些），即温度变化较小的位置；另一个检测点放在灵敏板附近，即浓度和温度变化都有较大的位置，然后，取上述两测点的温度差作为被控变量 。这里，塔顶温度实际上起参比作用，压力变化对两点的温度都有影响，相减之后其压力波动的影响就几乎相抵消。
双温差控制当精密精馏塔的塔板数、回流比、进料组分、进料塔板位置确定之后，那么该塔的操作特性是下图所示的曲线。塔顶和塔底组分之间的关系就被固定下来。
从图可以看出，如果塔底轻关键组分越多，则塔顶纯度越高，反之亦然。然而，固定一端产品的纯度，另一端产品的纯度也就固定。图中“O”、“X”‘“Y”是不同的操作点。对于给定的操作条件，精馏塔两端的产品都达到较好的分离，显然“X”是期望的操作点。
与操作特性曲线相对应的塔板温度分布曲线如右图所示。
操作特性曲线上的点“X”对应温度分布图上的X线。从X曲线可以看出，由塔顶向下，塔板间的温度变化较小，曲线急剧下降，到接近进料塔板时，温度变化迅速增加直至接近塔底时，温度变化速度又减慢。然而，曲线O所代表的操作点O的情况就不同，由于塔顶含有较多的重组分，使全塔温度偏高而精馏段温度增大尤为明显，其中又有一块塔板温度变化较小，趋近于塔底温度，因此按X线操作可得到更纯的塔底产品。曲线Y与曲线O的情况正好相反，灵敏板在提馏段，它可得更纯的塔顶产品。
以上表明，如果塔顶重组分增加，会引起精馏段灵敏板温度较大变化；反之，如果塔底轻组分增加，则会引起提馏段灵敏板温度较大的变化。相对地在靠近塔底或塔顶的温度变化较小。将温度变化最小的塔顶、塔底两个参照板与两个灵敏板之间的温度梯度控制稳定，就能达到质量控制的目的。这就是双温差控制方法的基础。
双温差控制方案如下图所示，设、分别为精馏段参照板和灵敏的温度；、分别是提馏段灵敏度和参照板的温度，构成精馏段的温差；提馏段的温差，将这两个温差的差值作为控制指标。从实际应用情况来看，只要合理选择参照板和灵敏板的位置，就可使塔两端达到最大分离度。
6.5 精馏的基本控制方案对于有两个液相产品的精馏塔来说，质量指标控制可以有两种情况，一是严格控制一端产品的质量，另一端产品质量控制在一定的范围内。再一种是两端产品的质量均需严格控制。常见的控制方案主要有以下几种：
一、按精馏段指标控制当塔顶采出液是主要产品时，往往按精馏段指标进行控制。这时取精馏段某点浓度或温度作为被控变量，而以回流量L、塔顶采出量D或再沸器上升蒸汽量V作为控制变量。可以组成单回路控制方式，也可以组成串级控制方式。后一种方式虽较复杂，但可迅速有效地克服进入副环的扰动，并可降低对调节阀特性的要求，在需作精密控制时采用。
按精馏段指标控制，对塔顶产品的纯度X有所保证，当干扰不很大时，塔顶产品纯度的变动也不大，可由静态特性分析来确定出它的变化范围。
采用这种控制方案时，在L、D、V和W四者之中，选择一个作为控制产品质量的手段，选择另一个保持流量恒定，其余两个变量则按回流罐和再沸器的物料平衡关系由调节器加以控制。
常用的控制方案可分为两类。
1、依据精馏段指标控制回流量L，再保持再沸器加热量V为定值。
这种控制方案的优点是调节作用滞后小，反应迅速，所以对克服进入精馏段的扰动和保证塔顶产品是有利的，这是精馏塔控制方案中最常用的方案。可是在该方案中，L受温度调节器控制；回流量的波动对于精馏塔平衡作用是不利的，所以在调节器参数整定时，采用比例加积分的控制规律即可，不必加微分，此外再沸器热量维持一定而且应足够大，以便塔在最大负荷时仍能保证产品的质量指标。
2、依据精馏段指标控制塔顶采出量D，保持再沸器加热量V为定值。
该方案的优点是有利于精馏塔的平衡操作，对于回流比较大的情况下控制D要比控制L灵敏。此外还一个优点，当塔顶产品质量不合格时，如采用有分支作的调节器则塔顶采出量会自动暂时中断，进行全回流，这样可保证得到的产品是合格。
然而该方案温度控制回路滞后较大，反应较慢，从采出量D的改变到温度变化，要间接地通过回流罐液控制回路来实现，特别是回流罐容积较大时，反应更慢，给控制带来困难。此外，同样要求再沸器加热量需足够大，以保证最大负荷时产品质量。
二、按提馏段指标控制当塔釜液为主要产品时，常常按提馏段指标控制。如果是液相进料，也常采用这类方案 。这是因为在液相进料时，进料量F的变化，首先影响到塔底产品浓度，塔顶或精馏段塔板上的温度不能很好地反映浓度的变化，所以用提馏段控制比较及时。
常用的控制方案也可分为两类。
1、按提馏段指标控制再沸器加热量，从而控制塔内上升蒸汽量V，同时保持回流量L为定值。此时，D和W都是按物料平衡关系，由液位调节器控制。
该方案采用塔内上升蒸汽V作为控制变量，在动态的响应上要比回流量L控制的滞后小，反应迅速，所以对克服进入提馏段的扰动和保证塔底产品质量有利。所以该方案是目前应用于最广的精馏塔控制方案。
可在该方案中，回流量采用定值控制，而且回流量应是足够大，以便当塔的负荷最大时仍能保证产品的质量指标。
2、按提馏段指标控制塔底采出量W，同时保持回流量L为定值。此时，D是按回流罐的液位来控制。再沸器蒸汽量由塔液位控制。
该控制方案正象前面所述的，按精馏段温度来控制的方案那样，有其独特的优点和一定的弱点。优点是当塔底采出量W较少时，操作比较平衡；当采出量W不符合质量要求时，会自行暂停出料。缺点是滞后较大且液位控制回路存在反向特性。此外，同样要求回流量应足够大，以保证在最大负荷时的产品质量。
三、按塔顶、塔底两端质量指标控制当塔顶和塔底产品均需达到规定的质量指标时，应需设置塔顶塔底两端产品的质量控制系统。
下图是一种塔顶塔底两端质量都需要控制的产品质量控制方案。
它们均以温度作为间接指标，以塔顶的回流量控制塔顶温度；以塔底再沸器的加热量控制塔底温度。然而，由精馏操作的内在机理可知，当改变回流量时，不仅改变塔顶的温度，同时也引起塔底温度的变化。同样，控制塔底再沸器的加热量，也将影响到塔顶温度的变化。所以塔顶、塔底两控制系统之间存在着严重的关联。
对于上述二元精馏塔的两质量控制回路之间的关联程度分析，可根据
计算相对增益或，得
另一种控制方案是两端产品的质量指标分别通过再沸器加热量和塔顶采出量来控制，此时的相对增益或则可按下式计算：
求出相对增益后，就可对方案做出抉择，相关不严重时，可以通过调节器参数整定的方法使相关回路的工作频率拉开，以减少相关；或通过被控变量与控制变量间的正确匹配以减少相关。对于相对增益远大于1的回路则必须采用解耦控制系统。
然而精馏塔是一个非线性严重的多变量过程，准确求取动态特性相当困难，而求取静态特性则比较容易。因此在当前情况下，可以对精馏塔实施静态解耦，在此基础上进行必要的动态补偿。
6．6 精馏塔的内回流控制和进料热焓控制由前面分析可知,精馏塔的稳定操作完全取决于塔内汽液比，因此保持塔内汽相流量和内回流量与进料流量之比恒定,就可以达到稳定操作的目的。精馏塔的内回流控制和进料热焓控制就是为实现这一目的而设置的。
内回流控制通常，外部回流温度与塔顶部塔板温度相等，这时外回流就等于内回流，可以用外回流定值控制的方法，保持内回流恒定。然而在实际工作中，通常外回流温度低于顶部塔板的温度。于是外回流虽然流量不变，但温度的变化却会引起内回流的波动，从而破坏了塔的平稳操作。因此在这种情况下，最好是直接进行内回流定值控制。然而在实际生产中，内回流是无法直接测量的。为了实现内回流定值控制，必须没法计算或估计出内回流。下面给出一种简单的计算法。
外回流是塔顶汽相出塔经冷却器冷凝后，由塔外送回顶部塔板上的液体。因此当外回流的温度低于顶部塔板温度时，在顶部塔板上，除了正常的轻组分汽化和重组分冷凝的传质过程外，还有一个把回流加热到与顶部塔板温度相等的传热过程。加热外回流所需要的热量是由进入顶部塔板的蒸汽部分冷凝所放出的潜热提供的。于是内回流就等于外回流L与这部分冷凝流量之和，即
此外，从热量平衡关系可知，部分蒸汽冷凝所放出的潜热，等于外回流液由原来的温度升高到顶部塔板温度所需的热量，即
式中，L为外回流流量，为内回流量，为部分冷凝液流量，为冷凝液的汽化潜热，c为外回流液的比热容，为塔顶蒸汽温度；为外回流液温度。令
由此可得内回流计算公式
该式表明，当外回流温度等于塔顶温度时，外回流与内回流相等；当和之差一定时，外回流与内回流成一定的比值关系。当变化时，为实现内回流定值控制，需要按上式进行实际计算，所需的数据只包括一些物性常数和易于测量的量。
在我国，内回流控制系统已应用在芳烃分馏装置中和采用风冷式冷却器的苯塔、甲苯塔、二甲苯塔等精密精馏装置上。这种控制方案，通过实际运行证明可取得满意效果 。
内回流控制系统。
进料热焓控制热焓是指单位质量的物料所贮存的热量。热焓控制是保持物料的热焓为定值或按一定规律而变化的操作。
当进料为单相流体时，进料温度一定则进料热焓一定；当两相进料，温度一定并不能保证热焓一定，进料热焓的扰动将使塔的内部回流和内部上升蒸汽发生变化，最终影响产品质量。当进料热焓变化较大时，对于单相进料可采用右图所示的温度控制方案。
这种控制方案只适用于进入预热器的前后物料均为汽相或液相。因为这种情况下，热焓和温度之间具有单值的对应关系，即一定的温度对应一定的热焓。
对于汽、液两相进料，则需采用热焓控制，这是因为具有汽、液两相状态的进料，虽然料液的温度为定值，但是它具有的热量可因汽、液比不同而相差十分悬殊。
目前，还缺乏直接测量热焓的仪表，但是热焓可以通过热量平衡关系间接得到。预热器内载热体放出的热量等于进料所取得的热量，从而间接计算出进料的热焓。
设载热体进入预热器之前是汽相，通过预热器之后被完全冷凝为液相而被加热物料（进料）在进入预器之前为液相，但经预热器之后则已变成汽液两相进料。根据预热器之前为液相，但经预热器之后，则已变成汽液两相进料。根据预热器的热量平衡关系计算进料热焓，计算公式如下：
式中，F为进料流量；为预热器内载热体的流量；为单位进料进入精馏塔的热焓，为进料入预热器的比热容；为载热体冷凝冷的比热容； 为载热体的汽化潜热； 为进入预热器的温度；为载热体入口温度；为载热体出口冷凝液的温度。由此可得进料热焓计算式：
式中，和为物性数据，而F、、、、可以进行直接测量得到，因此按上式进行实时计算，即可对精馏进料进热焓进行定值控制。
6.7 精馏塔的节能控制现在，世界各国均十分重视节约能源，尤其在工业生产过程中，节能已被普通列为重点研究课题。据统计，在典型石油化工厂中，全厂能量约有40%消耗在精馏过程上，因此精馏塔的节能控制显得迫切和重要。长期以来，人们作了大量的研究工作，提出了一系列新型控制系统和控制方法，以期尽量节省和合理使用能量，提高经济效益。
一、产品质量指标的“卡边”控制在一般精馏操作中，操作人员为了防止生产出不合格的产品，总是习惯于超高质量产品的操作。然而，提高分离度就意味着加大回流比，增加再沸器上升蒸汽量，这种操作方式既浪费了能量又降低了回收率。因此，为了保证产品质量合格，提高产品质量，降低了回收率。因此为了保证产品质量合格，提高产品质量，降低能耗，应该将保守的“过度分离”操作转变为严格控制产品质量指标的“卡边”生产，这就需要降低回流比。
降低回流比是节能的主要途径，但降低回流比需十分慎重，因回流比对产品质量影响很大。下图表示某些典型的脱异丁烷塔塔顶采出物中，杂质正丁烷含量与回流比的关系。
质量指标规定产品中含正丁烷4%，但实际操作总是过度分离，生产含1.2%正丁烷的塔顶产品。这是由于产品中杂质会与回流比之间的非线性关系。当回流比为8：1时，回流比每减少半个单位，产品中杂质会只增加0.2%，而在回流比为理想值4：1时，回流比每减少半个单位就会使产品杂质增加1.8%，由此可见，降低回流比会大大增加操作难度。这时最好采用先进的控制系统，配以测量直接质量指标的在线工业分析仪，将产品组分浓度的信息修正控制变量，可有交地降低回流比和过程的分离度，从而达到节约能量，提高产品产量的目的。
采用前馈控制方案在精馏塔的基本控制方案中，回流量或再沸器加热量的控制设置为定值控制系统，且设定值需足够大，使进料波动最大时精馏塔的分离操作仍能保证产品质量的要求。这种控制方式必然造成能量的浪费。如果引入前馈控制就可以克服进料扰动的影响。
图中、表示前馈补偿环节。前馈控制的静态模型，主要由式
，
导出，从这两式可以看出，只要保证D/F，V/F的比值恒定，即可达到前馈补偿的控制作用。例如，当进料量增加时，只要按比例增加再沸器加热蒸汽量和回流量便可基本维持塔顶或塔底的产品组分不变。为了提高前馈补偿的精度，可以引入动态补偿环节。一般均采用简单的超前滞后环节作为前馈的动态补偿环节。实践证明，前馈—反控制用于精馏塔，可以收到降低能耗的效果。
三、浮动塔压控制方案精馏塔一般在恒定的塔压下操作。然而从节约能量或经济观点考虑，恒定塔压未必合理，尤其在冷凝器为风冷或水冷两种情况更是如此。由于相对挥发度一般都随着塔压的降低而提高，而相对挥发度愈高就愈容易分离。因此降低塔压可以大大减少分离混合物所需的能量。如果将恒定塔压控制改为浮动塔压控制，以使冷凝器保持在最大负荷下操作，就可以收到显著的节能效果。显然塔压降低的最大限度决定于冷凝器的最大冷却能力。
该控制方案的主要特点是在原压力控制系统PC基础上，增加了一个具有纯积分作用的阀位调节器VPC，它的功能是缓慢地调整压力调节器的设定值，从而在下述两个方面改善塔的操作。
不管冷凝器的冷剂情况如何变化（如遇暴雨、降温等）VPC可保护塔压免受其突然变化的影响。塔压只是缓慢变化，最后仍浮动到冷剂可能提供的最低压力点。这样就避免了塔压的突然降低导致的塔内液泛，保证了精馏塔的正常操作。
为保证冷凝器总在最大负荷下操作，阀门应开启到最大开度。考虑到要有一定的控制余量，阀门开度设在90%或更大些的数值。
上图中PC为一般的PI调节器；VPC则是纯积分调节器或大比例带的PI调节器。PC控制系统应整定到操作周期短，过程反应快，而VPC则应是操作周期长，过程反应慢。两者相差很大，因此在分析中假定可以忽略PC系统和VPC系统之间的动态联系。即分析PC动作时，可以认为VPC系统是不动作的，而分板VPC系统时，又可以认为PC系统是瞬时跟踪。
右图是冷却两突增时，塔压和阀位的变化情况。由于冷剂量增加，引起压力下降，PC调节器动作把调节阀关小，其开度小于90%，控制作用使压力迅速回升到原来给定值，这时过程受压力定值控制，过渡过程很快就能完成。然后阀位调节器缓缓降低压力调节的设定值，直到阀门开度等于90%，塔压由降至P的新稳态值，从而实现了浮动操作。VPC调节器的外部积分反馈是为防止当PC手动设定时，引起VPC积分饱和而设置的。
在昼夜24小时内温度变化引起塔压浮动情况如左图所示。对于空冷式冷凝器，塔压浮动操作的优点特别明显，据报道环境温度每降低,分离丙烷和异丁烷所需的能量就减少1.26%，由此可带来可观的经济效益。
以上讨论的节能控制方案，仅仅列例举了几种基本控制手段。从更为深入，更为广泛的角度分析，应该从建立精馏塔的数学模型和优化操作参数入手，使用精馏塔保持在最优工况下操作。甚至于可以通过整个塔系热、冷的优化分配和使用，达到更高级节能的目的。
结束语随着石油化学工业的迅速发展，生产规模的不断扩大，经济效益逐步提高。为了在生产合格产品的前提下，尽可能降低能耗，提高生产率，一方面要依靠改进工艺流程，改进工艺设备，另一方面就要依靠提高自动化水平。对于精馏塔应从传统的参数稳定控制发展到以提高设备效率和取得更大经济收益的控制。提高精馏塔控制水平大体可分为三个层次：
（1）完善控制系统，改进现有常规控制系统，采用前馈、串级或其它先进过程控制系统，提高控制系统的品质；
（2）在深入研究精馏塔机理模型的基础上，建立精馏塔的优化操作模型，使精馏塔在最佳状态下操作；
（3）在单塔优化的基础上，再扩大到整个塔系的优化，以实现总体优化。
