主题：【原创】化工过程控制的实践 -- 润树
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家园 他的公司确实还没有做出规模 不过我很看好他走的这条路，就是将MPC简单化，规范化，程序化。另外自适应也是很好的方向。
家园 恕我直言，我对自适应不是太看好 自适应就是把辨识、控制器设计和实施自动化，想法是好的，但在实际上问题太多。想想吧，不要说自动测试，就是手工测试，我们要做多少事先工作？测试的时候要用多少力量来监测？事后要花多少时间分析数据？这些都自动化了，只能说明一件事：这些步骤已经高度程式化了，已经成为简单的重复劳动了，但这不是事实。对于简单的过程，这是事实，但这不是自适应系统的用武之地，也不是人们的期望。
人们对自适应的期望应用是：
1、显著非线性
2、显著时变
3、过程特性“无规则”变化（实际上是人们不知道变化到底是怎么来的）
人们的期望其实是不现实的：人工做不到的地方，期望自适应能创造奇迹，这好比人脑子想不明白的事，期望人工智能能想明白一样，是本末倒置了。
对于简单过程，trial-and-error并不是像想象中的那么落后，只要亲手做过几个回路，参数整定没有什么可怕的。一定要辨识、控制器设计这一套，就比较教条了。这和打仗一样，要是战场范围一目了然，敌情清楚，凭经验呼叫炮兵或者摆兵布阵就可以，不是一定要派侦察分队仔细标明敌情、沙盘演算才可以制定作战计划的。
家园 trial-and-error好用 在我看来啥理论都没有必要，做个逻辑让控制设备像运转员（operator）一样， 开开阀门， 看看参数和目标差距， 再决定是继续开门，还是关门
---太误事报我还真就这样设计过控制逻辑， 而且在某电厂用着还不错，还拿了一个电力部的科学进步三等奖
家园 鹿jj啊！我看到煤矸石发电的新闻 能不能给我昨天的帖子http://www.talkcc.net/thread/1299517发表宝贵的意见啊？
谢谢啦！
家园 太误事报真是误事 要是逻辑能够解决所有问题，我们这些搞控制的不就没饭碗了嘛？
要是光用逻辑就能控制的，一般说来控制水平不是太高的。逻辑的dead band不可能太小，要不然忙不过来了，所以控制精度不可能很高。
- 复 太误事报真是误事
家园 还不是因为 那是国产的阀门， 给小电流让它开它不开那种。
厂方没钱用于买进口的阀门，实在是自动化的脑袋+木头四肢，啥控制都做不来，只好模仿operator操作了
家园 当然不是预期自适应解决所有问题 就像你说的，对某些简单而又相对规范化的过程（比如发电厂），也许可以做出模式化，程式化的MPC。但简单的不见得就没有时变和非线性的问题。如果时变和非线性是比较快的反复变化，那自适应不太好用；如果是缓慢渐变的过程，像化学反应器由于催化剂的活性变化，裂解炉管道里的结焦等，那么由系统来进行一些模型自动辨识的工作，还是有可能成功的。对这些问题，工程人员事先当然应该都了解，暂时还不存在让人工智能来做人脑想不明白的事情；以后会怎么发展，现在也还不能断言。而且也可以考虑用别的方法去解决，自适应可以是其中的一种方法。总之是不期望它解决一切的此类问题，能解决一点，就算一点，然后再慢慢进步嘛。
我对由自动测试来获得的模型的有效性和其精度，其实没有很大的信心，甚至对手动开环测试而一次做出来的多变量模型，也要一个个想过计算过才放心一点，而且还要依赖在线闭环控制时的调试。这反过来说明，在线自动测试和模型识别值得尝试。在做一个MPC的项目时，毕竟会受到时间以及工厂生产状况变化的影响。而一但MPC投运后，有充裕的时间和在线数据来对模型进行反复辨识，以期找到更接近实际过程的模型。只是这个过程，依我看来，也还是需要有经验的工程人员的参与。
家园 嗯，这个系统的最大问题是在输入上…… 这个不仅要求对工艺流程极其熟悉，也要求相当大的计算工作，很多时候由于多变量的互相影响，事实和表面的逻辑完全相反-_-
家园 这帖子 才看出些味道来！
家园 【原创】3.1 模型预估控制通用软件及其应用 目前在化工界获得广泛应用的MPC软件有Aspen DMCPlus， Honeywell Profit Controller（RMPCT），Adersa HIECON/PFC, Invensys Connois, SGS SMOC等。它们的控制原理都是基于本章上一节所阐述的MPC基本方程，但在许多细节的设计上有差别，体现在建模的方法，模型的形式，反馈方式，优化目标函数及其约束，输出轨迹和区间，求解方法等等。尽管这些差别导致了不同软件在应用上的非标准化，但是它们的实施步骤却是大致相同的，归纳于下：
1） 对应用对象进行先期调查，分析该过程的历史数据，找到控制系统可以改进的空间并估计其经济效益，规划MPC控制器的结构，定义控制变量（MV）和被控变量（CV），确定是否需要附加检测信号。然后根据调查结果提出报告，报请主管部门批准。做这样一个项目，如果能在半年至1年内收回投资成本，一般就能获得批准。
2） 一旦项目获批，即可对过程进行测试，也就是对过程的输入加以人为的扰动，以观察和记录过程的输出对这些扰动所产生的响应。现在的测试方法有自动和手动可供选择，扰动信号即可是阶越也可是伪随机二进制的形式；既可在预定时间段里只对单个变量进行扰动，也可对多个变量同时扰动。如何选择，取决于使用的软件，过程的特性，和使用者的偏好。无论采用何种方法，这一环非常重要。如果没有好的数据，下一步的建模就成了垃圾进垃圾出。为了从DCS获取数据，在这一阶段还必须建立MPC服务器与DCS之间的数据传送接口。
3） 用过程辨识的软件对测试的数据进行处理，以建立过程输入和输出之间的动态模型。理论上，对于一个MxN的控制器，用软件在几分钟内就可以把MxN的动态模型矩阵建好。但直接把这样的模型用于控制器，不但不可能获得好的结果反而会造成灾难。有经验的控制工程师必须根据自己对该过程的认识，对每一个模型进行定性分析和定量估计，使其尽量接近实际过程；而后再确定将哪些模型留在矩阵中，哪些去除。需要这样做的原因在于，从2）获得的数据不可能都是在理想测试条件下产生的，往往需要对单个变量在特定时段里进行辨识，才能得到合理的模型。
4） 控制器的组态，也就是设定每一个MV和CV的特性参数，比如它的变化区间，加权因子等等。
5） 对控制器进行仿真，通过改变CV的上下限，观察能否获得设计时所预期的效果，也可为控制器的参数整定提供借鉴。
6） 制定控制器的操作规程，对操作人员进行培训。
7） 将控制器投入实际运行，并对其进行调试。达到预期目标后将控制系统交付过程的操作者。
8） 根据一段时间里的控制结果，对预期的经济效益进行验算并提出总结报告。
从以上步骤，我们可以看到，MPC控制系统的实施，并没有一个科学的定义，在很大程度上是工程师技艺的展现。特别是关键的3）和4）。也就是说，对于同一个过程，每一个工程师做出来的控制系统的结果可能都是不一样的，甚至出现很大的差别。但是，随着MPC软件的不断改进，以及人们对它的认识越来越丰富，其应用已越来越普遍，实施的效率也在不断提高。在通用MPC投入市场的初期，只有少数工程公司的专家才能使用，而且实施的时间常常要好几个月，费用往往在几十万美元之数。而现在工业界的很多用户内部，都有了能够实施MPC的人才，所需时间缩短，费用也随之降低。
下面我们就来看一个用DMCplus来控制某有机盐生产过程的实例。图3.1.1是该过程的流程，它主要由三个塔组成：
图3.1.1 正丁基酯生产流程
T-1是一个反应器加共沸物蒸馏塔，反应物正丁醇（nBuOH）与乙酸（HAc）在塔釜内进行酯化反应生成正丁基酯（nBuAc）和水（H2O）：
nBuOH + HAc = nBuAc + H2O
反应产品酯和水，以及少量的反应物醇被蒸馏到塔顶，在塔底没有物料流出。在塔顶的回流罐里，有机物和水分层，并按操作需要分别回流。控制系统的难点是，要保证反应器内的组分（1）满足物料平衡，（2）有利于正向反应（乙酸成分要高）以及（3）水和酯的共沸（azeotrope）条件，（4）同时要防止乙酸被蒸发到塔顶（与（2）矛盾），造成设备腐蚀和产品超标。由于塔底的进料除了反应物外，还有从中间罐来的循环流，反应器内组分容易受到干扰。而由于催化剂的缘故，塔底组分又难于得到可靠的在线分析。这两个因素加大了控制的难度。
T-2 是产品精馏塔，进料是T-1回流罐里的有机物层，含有酯，醇，和少量水。塔底将得到成品酯，塔顶的有机物和水分层，有机物经中间罐循环回T-1，水则送到T-3。塔底产品有在线成分分析，醇的浓度必须控制在0.4%以下。为了降低单位产量的能耗，提高产品回收率，应将塔底醇的浓度控制在尽量靠近0.4%的数值，同时降低塔顶精馏物中酯的浓度，这就是所谓卡边操作。
T-3是醇回收塔，进料来自T-1和T-2塔顶回流罐的水液层。塔顶回收的醇经中间罐循环回T-1，塔底的水送至废水处理场。这个塔容易控制，但应尽量降低能耗。
为这个过程实施MPC控制系统时，除了需要解决以上的控制难点外，还要求尽可能提高产能。事实上，对于众多的MPC应用项目，通过将装置推向约束极限来提高产能，是控制系统获得经济效益的主要手段。
在工厂测试时，对所有预期的MV的设定值进行了多次不同方向的阶跃改变。分别用有限阶越法（finite step response, FSR）和子空间sub-space）法建模所获得的初始动态矩阵如图3.1.2所示。从图中我们可以看到，用不同的方法获得的模型是有差别的，有时连方向都相反。工程人员不但必须对每一个模型进行仔细分析，决定取舍，有时可能还要对单个模型进行反复计算，以期获得有效模型。
外链图片需谨慎，可能会被源头改图3.1.2 过程动态矩阵
为了检查某个CV的预估值是否足够准确，可将它与实际值进行比较，如图3.1.3所示。
图3.1.3 水组分的预估值与实际值的比较
前面提到，反应器的在线成分分析不可靠，常常会给出不合理的数值，因此必须找到适当的被控变量作为成分变量出现问题时的后备。在建模时发现，塔底温度与反应器的水的成分和第6块塔板的温度与乙酸的成分之间存在较强的相关性，因此这两个温度被包括在控制器里作为CV。在控制器的计算单元，通过逻辑功能来判断在线分析是否正常，以确定是否将组分CV切换到温度CV。
对于这个过程，可以设计一个有三个分控制器的MPC来控制，每个塔由一个分控制器控制，但有些变量可以相互跨越。T-1分控制器是关键。它的MV和CV定义如下：
变量 控制策略
MV1 - 塔底注水 控制反应器内水的成分和再沸器蒸汽阀门的上限
MV2 - 水层回流 控制反应器内水的成分和再沸器蒸汽阀门的上限
MV3 - 有机回流 控制塔回流塔内水层的导电值和第35块塔板的温度
MV4 - 塔底蒸汽 控制T-1和T-2的塔压差上限
MV5 - 酸/醇比例 控制反应器内酸的成分
MV6 - 循环流量 这是一个前馈变量
T-1 CVs
CV1 – 水成分 作为伪积分变量，控制在设定点。
CV2 – 酸成分 作为伪积分变量，控制在设定点。
CV3 – 导电值 反映酸的微量成分，可推向上限。
CV4 – 蒸汽阀 控制在限定范围内。
CV5 – 塔压差 反映产能，推向上限。
CV6 – 塔底温度 反映水的成分，控制在设定范围内
CV7 – 板6 温度 作为伪积分变量，反映酸向塔顶蒸发，控制在设定点。
CV8 – 板35 温度 反映醇向塔顶蒸发的程度，控制在设定范围。
CV9 – T-2压差 反映产能，推向上限。
根据既定的控制器策略，确定了这个分控制器的动态控制矩阵，如图3.1.4所示。
图3.1.4 控制器动态矩阵
我们拿出其中有机回流与导电值这个模型来看一下，如图3.1.5所示。从这个模型我们知道，控制器到达稳态的时间是4个小时。在有机回流1个GPM的阶跃作用下，塔顶回流罐水层的导电值在滞后大约25分钟后开始响应，以貌似多个一阶响应叠加的形式递减，4小时后稳定下来，降低4.96微欧姆。
图3.1.5 塔顶水层导电值的动态模型
同时请注意到，模型中有些变量的动态特性是直线的形式。对于这些变量，我们称它们为积分或伪积分变量。比如一个截面不变的开口容器的液位，如果其输入变量（如进口流量）产生一个阶跃变化，而输出变量保持不变，那么液位将随时间线性上升，直到从上端溢出。为了保证安全生产，MPC对这些积分变量是控制在设定值，而不是像一般变量一样任其在上下限之间变动。在一个大的干扰下，如果控制器计算出不能再现定时间里将其控制在设定区间内，它就会将控制器关闭。还有一些变量，像反应器内的反应物成分，如果它的进料流量阶跃增加，而其它反应物流量保持不变，那么它的成分在有限时间里也将线性上升。如果这类变量超出范围并不对安全生产构成威胁，控制器无须关闭，就可以把他们作伪积分变量来处理。在本例中，反应器的水和乙酸成分，以及塔底和塔板6的温度，都是作为伪积分变量来处理的。
控制器的动态模型确定以后，就可以将它输入到控制器组态软件里对控制器与DCS的接口参数，以及MV和CV的性能参数进行设定。如图3.1.6和3.1.7分别是控制器中某MV和CV的部分参数。
图3.1.6 MV的参数组态表
图3.1.7 CV的参数组态表
控制器参数设定好以后，可以对控制器进行动态仿真，看它的控制作用是否符合设计的控制策略。也可输入一个与控制（预估）模型不同的过程模型，来研究控制器对模型失佩（model mismatch）的容忍度。图3.1.8和3.1.9分别是MV和CV的仿真显示，在实际操作时，操作工可改变MV和CV上下限数值。图3.1.10是水的成分控制在其设定值该变后的响应。
图3.1.8 MV的仿真显示
图3.1.9 CV的仿真显示
图3.1.10 水组分控制对设定点改变的响应仿真
在以上这些设计工作完成以后，需要用文件记载下来，并且做出一个标准操作手册，供MPC的培训和实际操作之用。
T-2和T-3的设计不做详细说明。下面略述这个过程在MPC控制下的结果。
T-1的控制稳定性有很大改善。MPC实施前，一旦有乙酸被蒸发到塔顶，操作工将手动加大水和有机物的回流，降低酸和醇的控制比例，这样就会严重影响产量，常常要十几个小时才能回到正常操作状态。稳定性提高后，控制器可以安全地增加再沸器蒸汽流量，直到其受到塔压差上限的约束，如此使产能上升，并使单位产品的能耗降低。这个装置可不定期切换用来生产多种醇的酯化物。图3.1.11将MPC应用前几个正丁醇酯的生产周期的产量与MPC实施后一个生产周期的产量进行比较，后者高出前者6.8%，经济效益十分可观。
图3.1.11 MPC实施前后的产能比较
T-2的改善主要体现在减少塔顶的重组分（酯）和塔底轻组分（醇）的卡边控制上。这两者都使塔底产品的收率提高，单产能耗降低。图3.1.12是塔底轻组分（醇）的控制结果的比较。
图3.1.12 MPC实施前后产品成分的控制比较
T-3在常规控制下，某塔板的温度与再沸器蒸汽流量构成串级控制。由于该塔板上的组分差不多是100%的水，它的温度控制设定点只要稍高于平衡点，PID控制器的积分作用就会不断增加蒸汽，而实际温度仍不能达到设定点，造成蒸汽的严重浪费。而MPC只要将该温度控制在上下限就行了，优化目标函数总是尽量减少蒸汽流量，结果使该塔能耗降低60%。
整个过程的单产能耗降低了9%。
