本例以混合二甲苯分离流程中的脱邻二甲苯塔的为背景，建立了三套常规精馏塔的典型控制方案，并通过Aspen Dynamics实现了这三套控制过程方案的动态模拟。通过对比，发现能量平衡控制系统似乎更适合这类对塔釜产品浓度有要求的大回流比精馏塔。
在模拟之前，首先要明确目标并回顾一些基本概念。
为什么要构建精馏塔的控制系统？一个精馏塔的控制系统主要由四个基本目标：
- 保持整个塔的物料以及能量平衡，以使塔的操作达到稳定；
- 使塔的产品质量符合设计规定；
- 塔的整个操作应当符合约束条件，必须出在可以容许的界线之内；
- 达到上述目标的同时，实现它的优化操作目标，是其在经济上有效。
为了实现一个精馏塔的控制，还要分析精馏塔的控制变量有哪些。
一个典型的精馏塔，被控变量主要有5个，即塔顶与塔釜的产品浓度xD、xB，塔内的压力p，回流罐液位以及塔釜液位（塔釜集油箱的液位），控制塔顶或/与塔釜的产品浓度是为了实现第二个基本目标，而对液位以及塔压的控制是为了实现第一个基本目标。
与这五个被控变量相应的也有5个操纵变量，包括：塔顶馏出液流量D，塔釜残液流量B，回流量L，冷凝器的冷却剂流量和塔釜再沸器的蒸汽流量。
同时还需要了解的还有干扰变量，在精馏流程中，主要的干扰变量包括塔的进料流量、进料温度、进料成分、冷却水温度等。
之所以要控制精馏塔，主要就是要克服这些干扰变量所带来的影响，使塔的操作报纸在相应的外部条件喜爱达到上述基本目标。
精馏塔控制方案的设计本质上就是被控变量与操纵变量的排列组合，然而不是所有的组合都会有效。
本例与其说是三套控制设计方案的动态模拟与比较，不如说是一个合理控制方案的设计过程。前两套控制方案仅是实现塔设备的稳定操作，最后一套控制方案在实现这一基本目标的同时也实现了对一端产品浓度的控制。
1. 正如上一个例子所述，动态模拟运行的初值来源于稳态模拟，因而首先要在Aspen Plus中建立该塔的稳态模拟。
a. 稳态流程的设置
进料为混合二甲苯，包括邻二甲苯（o-Xylene）、间二甲苯（p-Xylene）、对二甲苯（p-Xylene）和乙苯（Ethybenzene），质量分率分别为0.23、0.43、0.19和0.15，质量流率为1000kg/h，进料压力为5bar，进料温度为100oC；
塔设备设计的主要参数：
100块理论板，冷凝为全凝器，质量回流比为20，再沸器热负荷为1600kW，进料板位于第50块板，塔顶压力为1bar，全塔压降为0.1bar。
流程图如下图所示。
b. 在设计变量设定之后，运行该流程。模拟完全后，设置Dynamics的必要参量：
回流罐（Reflux drum）：直径2m，长2m；
塔釜集油箱（Sump）：直径2m，长2m；
水力学（Hydraulics）：简单填料塔（Simple packing），从第2块板至第99块板（第1块为全凝器，最后一块为再沸器），直径2m，等板高度HETP为0.3.
*以上的塔设备并未进行优化，本例关注的是一个具有高纯塔釜产品的不灵敏的塔器的动态模拟，而非一个具体塔设备的设计。
c. 在结束上述设置并运行完全后，我们回到这个塔的本身，通过Plot绘制了该塔中温度和组分的变化。
*实际上，通过该图我们发现，优化的进料板位置应该再往塔的上端靠近，当进料板位置上移时回流比是能够有效减少的。然而本例重点在于关注后续的动态模拟，故未对该塔进行优化。
d. 保存.bkp模拟文件。之后输出（Export）Flow Driven Dyn Simulation文件，该文件即是Aspen Dynamics所需要的文件。
2. 方案1 基于实现稳态操作目的的LV型控制方案
a. 打开刚才保存的.dynf文件，Aspen Dynamics将会直接提供一套自动匹配的控制方案。另存该文件并保存副本。
这套自动匹配的控制方案如右图所示。我们把这种控制方案称为LV型的控制方案。在这个典型的控制方案中，操纵变量与被控变量的组合如下：
- 塔顶压力控制冷凝器的冷却剂流量；
- 回流罐液位控制塔顶馏出物的采出；
- 塔釜液位控制塔釜残液的采出；
*在Aspen Dynamics自动生成的LV型控制方案中，并没有对产品浓度有控制，也就是说回流量和再沸器产生的蒸汽量是都是自由物流。然而即使没有产品浓度的控制，对于这种高回流比的提馏塔而言，塔釜浓度在受到干扰变量扰动之后，随着其他物流流量恢复到稳态，塔釜产品浓度也会在一定时间后恢复到稳态定值，在这一响应过程中回流量几乎不受干扰变量的影响，。
b. 在Flowsheet中新建一个名叫“Data”的数据表，从设备模块Blocks和流股Stream的全变量库中选中所需的变量，拖拽到新建的Data数据表中。
这些变量包括：
*在这些变量中，主要有两类，一类是固定变量“Fixed”，另一类是自由变量“Free”。固定变量是由稳态模拟计算得到的，并作为固定值在动态模拟中输入的；自由变量是根据任务程序在动态模拟过程中被计算出来的。然而有时会存在一些变量，他们所代表的物理意义相同，不同之处在于一个是固定变量，一个是自由变量，但他们在数值上是相等的，那么为什么会同时存在这两个变量？这是基于描述精馏过程动态模型的方程组的需求，很显然，给予方程组两个相同物理意义的变量是为了让方程组不超定。
c. 添加完数据表后，还需要新建几张Plot，一张是关于进料、塔顶馏出物、塔釜残液的流量和回流量（STREAMS("FEED").FmR，STREAMS("OVERHEAD").FmR，STREAMS(" BOTTOMS").FmR和BLOCKS("SPLITTER").Reflux.FmR）的，一张是关于三股流股中关键组分o-Xylene的摩尔浓度（STREAMS("FEED").ZmR("O-XYLENE")，STREAMS("O VERHEAD").Zmn("O-XYLENE")和STREAMS(" BOTTOMS").Zmn("O-XYLENE")）的，还有一张是关于塔顶温度和热负荷的（BLOCKS("SPLITTER").Condenser(1).T和BLOCKS("SPLITTER").QrebR）。
d.初始化并保持初始化结果；
*该步骤及以下各步骤均可参考实例16，其中有详细说明。
e. 设定操作任务（Task）并完成编制；
本例设计了两套操作任务Task Scenario_1和Task Scenario_2，分别考察了干扰变量进料流量和进料组分浓度变化对精馏过程的影响。
① 进料流量增大对精馏过程的影响
Task Scenario_1
runs at 3//在3h时运行
Streams("FEED").FmR: 1200; //此时将进料流量增大至1200kmol/hr
wait for time > 15; //在15h时后
Streams("FEED").FmR: 1000; //恢复进料流量为稳态条件下的1000kmol/hr
wait for time > 40; //在40h后
pause; //暂停测试指令
End//测试结束
② 进料流股中重关键组分o-Xylene浓度减少对精馏过程的影响
Task Scenario_2
runs at 3//在3h时运行
Streams("FEED").ZmR("O-XYLENE"): 0.200; //减少进料中的o-Xylene摩尔浓度至0.2
wait for time > 15; //在15h时后
Streams("FEED").ZmR("O-XYLENE"): 0.230; //恢复进料中的o-Xylene摩尔浓度为稳态条件下的0.230
wait for time > 40; //在40h后
pause; //暂停测试指令
End//测试结束
f. 分别激活任务指令，运行动态模拟。
① LV型控制系统对进料流量增大的响应
② LV型控制系统对进料流股中重关键组分浓度减少的响应
3. 方案2 基于实现稳态操作目的的DV型控制方案
a. 将以上文档另存为一个新副本，之后对Aspen Dynamics直接提供的LV型控制方案进行修改，将其改为DV型控制方案。
DV型控制方案如右图所示。 在这个典型的控制方案中，操纵变量与被控变量的组合如下：
- 塔顶压力控制冷凝器的冷却剂流量；
- 回流罐液位控制回流量；
- 塔釜液位控制塔釜残液的采出；
*与Aspen Dynamics自动生成的LV型控制方案类似，修改得到的DV型控制方案目前只是将回流罐的液位控制从馏出物的流量改到了增益更大的回流量只是，并没有添加任何一个基于产品浓度的控制。
① 右键单击从SPLITTER_DrumLC流出的信号流股，选择Reconnect Destination改变控制对象；
② 连接之后，在弹出的对话框中选择回流的摩尔流量Reflux.FmR作为被控变量；
③ 在Aspen Dynamics中新修改得到的控制结构如图所示；
④ 在Flowsheet -> Blocks -> SPLITTER_DrumLC控制器中，进行如下设定：
- 在Tuning中将原本基于稳态模拟得到的馏出物流量794.615 kmol/h的初始值修改为基于稳态模拟得到的回流量15900 kmol/h；
- 在Ranges中修改其上限为31800 kmol/h；
之后，点击Initialize Values；
b. 初始化并保持初始化结果；
c. 分别激活任务指令（任务指令与方案1相同），运行动态模拟。
① DV型控制系统对进料流量增大的响应
② DV型控制系统对进料流股中重关键组分浓度减少的响应
4. 方案3 带有塔釜组分浓度控制的DV型控制——能量平衡控制方案
a. 将以上文档另存为一个新副本，在基于实现稳态操作目的的DV型控制方案的基础上，添加一个TC控制器，以实现精馏过程控制的第二个基本目标，即使塔的产品质量达到设计目标。
产品成分的控制通常是通过成分控制器CC或是温度控制器TC调节产品流量、蒸发量或是回流量实现的。其中TC因其价格低廉有操作简单而常被使用。
我们把这种控制方案称为能量平衡控制方案。在这个典型的控制方案中，操纵变量与被控变量的组合如下：
- 塔顶压力控制冷凝器的冷却剂流量；
- 回流罐液位控制回流量；
- 塔釜液位控制塔釜残液的采出；
- 提馏段灵敏板温度控制再沸器蒸汽量。
*这是一种一端浓度控制的方案，在某些情形下，具有较好的优势，例如本例回流量大于10的超纯精馏是一个很好的选择，然而不可否认该方案的确也存在一定的缺点。
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