三. 不凝气存在时的塔压控制
冷凝过程的物理机理相对其他传热过程（无相变换热、沸腾传热）要复杂的多，尤其是多组分冷凝过程；如果存在不凝气，传热过程还伴随传质过程，物理机理以及数学模型计算变得复杂。在换热器设计软件使用手册以及各大传热研究院的报告对多组分冷凝都有详细的报告，例如HTFS report 《CM15》与《CM16》，HTRI report《CG-8》与《CG-9》。
例如，不凝气存在下的Colburn-Hougen 模型如下图所示，包含以下要点：
在蒸汽侧，除了汽相主体（vapor bulk）外，在管壁上存在液膜层（condensate film）以及气体边界层（gas boundary-layer), 在液膜层以及气体边界层都存在温度梯度以及浓度梯度。从汽相主体到管壁的传热需要穿过这两层。
冷凝组分的传质也需要从汽相主体穿过气体边界层到达液膜表面，并且传质与传热同时发生并且互相作用。
图：有不凝气存在下的冷凝模型
在冷凝器中，除了可凝组分冷凝过程以外，其实还有蒸汽相去过热过程（desuperheating）以及液相过冷过程（subcooling），这些过程沿着换热管按照去过热、冷凝以及过冷的顺序依次发生。
单组份冷凝、多组分冷凝以及含不凝气的多组分冷凝三种不同情形下，冷凝器内部的T-H曲线如下图：
图：冷凝器内部沿换热管的温焓曲线（图片来源：Aspen EDR培训材料）
理论上，精馏塔冷凝器只需将塔顶蒸汽冷凝到泡点温度即可（无不凝气存在时），但是考虑到回流泵的允许汽蚀余量，冷凝液需要一定程度过冷，冷凝器内需要有一段过冷段。实际上，由于冷凝液液膜存在温度梯度，液膜与蒸汽相接触的表面（surface）为泡点温度，而表面之下直至管壁面，都是过冷态，所以冷凝液相的主体温度低于泡点温度，处于过冷态。
冷凝相处于液相过冷态，对冷凝器的自由度又产生了影响。即使没有不凝气存在，过冷使可凝组分全部变为液相，根据相律，系统自由度又变成了2，纯液相时压力与温度互相独立，此时液相的过冷温度与塔顶汽相压力不存在一一对应关系，这又影响了压力控制方案。所以，即使没有不凝气存在，也能通过直接控制冷凝液温度来控制塔压，而是直接控制冷凝负荷来控制压力，如下图所示。
图：无不凝气条件下的加压塔顶压力控制
尽管理论上冷凝系统应该有2个自由度，但实际只剩下一个自由度。此时回流罐内温度只是低于泡点温度，但具体温度不可控，终点温度这个自由度已经被冷凝器换热过程约束住，不再自由，不可独立控制。如果想要再独立控制回流温度，则需要在冷凝器后增加一台过冷器，通过控制过冷器的热负荷来控制冷凝液终点温度。
如上所述，无论有无不凝气，精馏塔塔顶的冷凝器操作都需要同时关注压力和温度，压力要控制，但温度不一定要控制甚至不能控制，只需低于某个值即可。实际操作中，绝对没有不凝气的情形几乎不存在，塔的液相进料总会从上游储罐或者缓冲罐中带来一些溶解在液相中的不凝气。
根据常压精馏、真空精馏以及加压精馏三种压力情形，再考虑有和无不凝气，产生不同组合情形下的控制方案。相对常压与真空精馏，加压精馏的压力控制方案较多，相对复杂。《化工工艺设计手册》（第五版 下册）以及《石油化工自动控制设计手册》（第三版）均给出了不同组合下的压力控制方案，读者可直接查阅。本文只列举部分情形：
1.加压精馏
情形a：馏出物中中不凝气较多
当馏出物中不凝气较多时，通过调节冷凝器以及回流罐中的不凝气排放量，控制方案如下图所示。图片源自《石油化工自动控制设计手册》（陆德明，第三版），下文不再说明。
至于”不凝气较多“，较多到底指多少？手册中提到”含少量不凝气体“对应为”塔顶气相中不凝性气体的含量小于塔顶气相总量的2%“（文中未明确说明是质量还是体积百分比，我认为应该为体积百分比），则以2vol%作为一个经验分界值。
由于不凝气存在，系统有2个自由度，可以同时控制系统压力以及冷凝终点温度，但手册中并没有提及冷凝终点温度的控制。实际操作时，确实很少控制冷凝终点温度，只需保持冷却水阀门全开即可。其原因是：1.冷凝只需保证有一定程度的过冷即可，无需精确控制。2.大精馏塔冷却循环水流量大，管道较粗，控制阀成本太高，故不安装。
如果冷凝器设计过大，冷却水阀门全开导致冷凝液过冷度过高，势必增加塔底热负荷和蒸汽消耗。此时应该通过手阀降低循环水流量，适当减低过冷度。
如果冷却介质不是冷却循环水，而是成本较高的冷冻水或更低温度的冷却介质，则应该增加温度控制回路，通过调节冷却介质流量来控制冷凝终点温度。
情形b：馏出物中有少量不凝性气体
”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“（手册原文），可采用冷剂控制与放空的分程控制方案，如下图所示。首先用冷却水调节阀控制塔压，如冷却水阀全开但压力还降不下来时，再打开放空阀调节压力。这种分程控制方式，即避免未被冷凝的可凝组分（或产品）被直接放空浪费，也节省了冷剂消耗以及塔釜热负荷。
即使增加了冷剂控制回路，冷凝器也要充分设计好，换热面积需足够，保证冷凝有一定程度过冷。如果冷凝器设计偏小，即使冷却水控制阀全开，也不能让可凝组分全部冷凝，从而从放空管线排走，损失了物料。
如果冷凝器设计准确，设计余量合适，并且冷剂成本低，也可以不对冷剂进行控制，直接冷剂阀门全开操作。
情形c：在馏出物中不含或仅含微量不凝性气体
当馏出物中不含或仅含微量不凝性气体，手册中给出多种控制方案，包括冷剂流量控制（如下图）、塔顶汽相流量控制、热旁路控制。
前文已提，塔进料总会带入微量的不凝气，微量不凝气在塔顶长期聚集也会导致超压，回流罐还是需要一个排气管，所以不如也采用图3-3-213的分程控制：没有不凝气聚集时排气阀关闭，聚集至一定程度则排气阀开始作用，参与压力控制。
2.常压精馏
在常压精馏过程中，如果对塔顶压力要求不高，允许小幅波动，则不必要设置压力控制系统，可在冷凝器或者回流罐上设置一根连通大气或常压尾气系统的管道来平衡压力，以保持塔内压力接近于环境压力。
”如果对常精馏时的塔压控制要求较高，或者是用管道与大气连通的方法导致空气进入塔内会影响到产品的质量，甚至会因空气进人塔内而有产生爆炸的危险时，就不能采用上述方法维持塔压，而必须设置塔压控制系统，使塔内压力通过控制后略高于大气的压力，其塔压控制方案可采用加压塔的塔压控制方案“，最好使用万能的图3-3-213的分程控制方案。
3.真空精馏
真空精馏时，无论有无不凝气，都需要依靠真空泵（水环泵或者喷射泵）的抽吸作用，所以两种情况下的控制方案都一样，均可使用万能的图3-3-213的分程控制方案，只是冷凝器气相管线连接真空泵。
通常真空精馏时，冷凝温度较低，终点温度往往低于循环冷却水温度，不能完全以廉价的循环冷却水作为冷剂作为冷却介质。此时采用二级冷凝是一种优秀的设计方案（如下图所示）：第一级冷凝器以低廉的冷却水为冷却介质并且不加控制，不凝气以及部分可凝蒸汽从第一级冷凝器气相出口进入第二级冷凝器入口；第二级冷凝器以成本较高的冷冻水为冷却介质并控制过冷温度，同时控制二级冷凝器的排气量来控制塔压。这种两级冷凝方案可极大降低冷冻水的消耗，降低塔的运行成本。
图：两级冷凝的塔压控制方案
如果真空泵为电动真空泵，可设置一条真空泵出口返回泵入口的循环管线，此时塔的尾气管线不设置控制阀，而在真空泵的循环管线上设置控制阀，通过控制不凝气的循环量来控制塔顶压力，如下图所示。这种配置，可保证真空泵的运行负荷稳定。
综上，图3-3-213的冷剂控制与放空的分程控制方案是一种万能的塔压控制方案，在塔压控制方案中应优先选择，无论加压、常压还是真空精馏，无论馏出物中有无不凝气。在真空精馏时，若冷凝泡点温度低于冷却循环水温度，应考虑二级冷凝甚至多级冷凝，以减低冷剂费用。
无论采用何种控制方案，冷凝器设计时一定要有足够换热面积，保证在实际运行时冷剂阀门全开时，最终冷凝温度有一定程度过冷，否则必然导致可凝蒸汽不能完全冷凝而从排气管线离开精馏系统。
未完待续，下文讨论冷凝换热器的设计与热力计算。
参考资料：陆德明，《石油化工自动控制设计手册》（第三版），2000年
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