主题：【原创】化工过程控制的实践 -- 润树

嗯，那个人是谁？曹先生？

有合适的酶就行。

请介绍一下speed control

顺带提一下什么样的driver:engine,motor or turbine

在国外的工程界,MM可真是凤毛麟角,艾工将来一定是鹤立X群了

我这还没毕业呢，而且也不混国外，明年二月就回国了，GG比事业重要，呵呵

很抱歉我这次并没有做speed control

项目就是一个TURBO COMPRESSOR

我们主要做的是压力控制，还有一个是ANTISURGE

另，我的英语非常不好，当初就是觉得学英语实在没戏了，所以才来的德国，这里专业词汇大堆大堆的，看得我不敢出声。。。：P

前一节讲到的MATLAB，功能很强，应用广泛，但必须在有了现成的过程数学模型以后，才能对化工过程中的一些控制系统进行动态仿真。而很多化工过程，要对它进行数学描述，不是件容易的事，往往要成千上万个方程才能胜任。当然，如果只是要研究某个输入变量（比如精馏塔的回流量）对某一个输出变量（比如某塔板温度）之间的关系，可以通过在工厂的实际测试来辨识，得到实验模型（empirical model)。但这样的模型，只适用于在进行测试时的工作条件。当工作条件变化以后，其模型可能就变化了。这里面既有非线性的因素，也有多变量之间相互影响的因素。因此，要获得比较接近现实的化工过程控制系统仿真，必须在过程静态和动态仿真的基础上，再加上控制系统来进行。目前，这样的商用软件，以Aspen Tech公司的HYSYS Dynamics 和Aspen Dynamics 比较有竞争力。在本系列1.2节中，我们已经简单介绍了这两个软件。它们都是在静态仿真的基础上，加入过程的动态特性后发展起来的，其间有好几年的滞后。

在对一个化工过程控制系统进行动态仿真时，首先要对过程进行静态仿真，使其计算达到物料和能量平衡的状态。以一个分离异丁醇和正丁醇的精馏塔为例，图2.2.1是它在静态仿真下的输入设定和输出结果。在转入动态仿真前，要对一些容器的体积进行设定，如图2.2.2所示。

图2.2.1 异丁醇精馏塔的静态仿真结果，by HYSIS

图2.2.2 异丁醇精馏塔的动态设定

另外，转入动态的前提是，过程必须能够保持物料平衡。对于一个精馏塔，就是要分别有塔顶和塔底的液位控制。仿真软件一般会预设这样的控制回路，比如由塔顶液体产品流量来控制回流罐的液位，由塔底产品流量来控制塔釜或再沸器的液位。当然，使用者可以根据自己的实际情况，对预设的控制回路进行修改。有些塔可能用再沸器的热量输入（如蒸汽流量）来控制塔底液位，由回流量来控制塔顶液位，等等。无论此物料平衡如何达成，通常情况下，一个精馏塔，会有两个自由度，即两个输入变量，可以被用来控制该塔的两个输出变量。比如，塔底再沸器可用来控制塔底温度或塔底产品纯度，而回流量可用来控制塔顶温度或塔顶产品纯度。图2.2.3是该塔的可能的许多种控制方案之一。

图2.2.3 异丁醇精馏塔的控制方案之一

既然是动态控制系统仿真，那末实际控制系统所有的一些基本单元，仿真系统也必须具备。图2.2.4显示了该过程各PID调节器的面板，组态和参数整定表格，以及对某些变量的跟踪显示。图2.2.5例出了更多的化工设备和控制元件。广义的多变量模型预估控制器，和Aspen的DMCPlus，现在也都可以用在这个动态仿真系统中。

图2.2.4 异丁醇精馏塔的控制器特性

图2.2.5 HYSYS更多的动态元件

上面这个例子是用HYSYS Dynamics来做的。类似的，我们再用Aspen Dynamics来对1.1中的乙烷和丙烷的分离塔以及它的控制系统进行动态仿真。该系统与HYSYS的区别是，必须先用Aspen Plus对过程进行静态仿真，设定设备的动态特性，然后将静态仿真的结果输出到一个文件里，再将该文件输入到Aspen Dynamics。这个过程如图2.2.6和2.2.7所示。

图2.2.6 乙烷分离塔的动态设定，by Aspen Dynamics

图2.2.7 乙烷分离塔的预设动态控制

由于有两个自由度，我们可以用再沸器热量输入来控制塔底乙烷的成分，而用回流量来控制塔顶丙烷的成分。图2.2.8显示这两个控制器在分别改变设定点时的响应。

图2.2.8 乙烷分离塔的控制响应

最后，我们来看一个稍微复杂一点的应用实例。回到1.2中的空气压缩机。由于市场需求增大，某厂在原来四台平行运行的化学反应器之外，又添加了一台反应器。但原有的空气压缩机已经处于满负荷状态，因此必须同时也添加一台压缩机。新的压缩机负荷有余，考虑将其一部分空气输送到原有的空气供给系统中，进一步提高产能。但是这样一来，两套系统就会相互关联，以下情况特别值得关注，那就是：当新的反应器（R-59）紧急停车，其空气压缩机（C-179）也将停车，这样其它四台反应器，特别是接受C-179供气的R-38，的空气流量都将受到干扰，使反应器空气流量和有机物流量的比值超过安全线，迫使该反应器也自动保护停车，造成生产损失。在这种情况下，动态仿真系统便成了一个非常有用的工具。图2.2.9是这个系统的仿真流程图。图2.2.10是在R-59和C-179停车后，R-38（红线）和R-27（蓝线）空气流量控制的响应。

图2.2.9两个空气压缩机互联的控制系统仿真

图2.2.10 R-59紧急停车时，R-38和R-27的控制响应

我都看懂了。

作者有一个宝。

可惜,以后去德国出差品尝不到你的经典家常菜了.象你这样能出得厅堂,入得厨房的MM可真难得.

靠此养家糊口,不花不行.最近公司在考虑换成VMG,比HYSIS便宜多了,功能上也比较接近.但是物料属性PACKAGE不同.

因此两者相近。你是用动态还是静态，或者都用？

屁用没有

有的功能还需要插入EXCEL文件来运算.

不过培训是在卡尔加里大学,看到他们公司有华裔工程师,可惜没机会交流.主管对外这块的全是清一色白人.

上两节讲到的商业性通用仿真软件，功能很强，可在工业界广泛使用。但在某些特殊场合，对过程的静态特性不能作出准确的数学描述，这些软件就不能派上用场。比如在化学品制造业，很多化学反应的数学模型或者没有，或者仅为业者由内部研究所获，不对外公开，商用软件就使不上力。在后者这样的情况下，要么想办法把自己的模型输入通用软件，要么甘脆针对此特殊问题自己编程。而对于前者，别无它途，必须想办法先建立起模型。十几年前，某化学公司在全球范围内有二十几套将醋酸（acetic acid）裂解来或得Ketene的裂解炉。为了对该过程进行优化控制，公司专门建了一个实验裂解炉，对各种工况进行反复试验，并在其高温出口处安装质谱仪对其裂解后的成分进行检测，以期获得该过程的数学模型。此建模过程延续了一年，设备和人工费加起来近千万美元。老外迷信模型，由此可见一斑。

对于静态仿真，有了数学模型，程序就好编了。如果需要在静态的基础上加入动态特性，则要费事一些，但也仍然有章可循。几十年来，这方面的专著很多。但弱水三千，也只需取一瓢饮足矣。我在十几年前，就凭手头的一本《控制系统数字仿真》（清华大学熊光楞著，1982年），自己由简单到复杂，编了一些针对特殊问题的动态仿真程序。我所应用过的一些动态环节主要有：

1） 一阶微分加纯滞后响应

2） 二阶微分过/欠阻尼响应

3） PID调节器

4） 多变量预估控制

5） 开关控制/逻辑控制

下面是几个应用实例，都是用Microsoft Visual Basic来自编程序实现的。VB的功能也很强，其视窗下的图像接口，为像我这样的非专业软件编程者，提供了足够专业的编程工具。图2.3.1是我在下面要讲到的应用实例时所写的几个子程序。第一个是PID算法，第二个是一阶微分加纯滞后（FOPDT）响应特性，第三个是在仿真中的暂停，第四个是历史数据的图像显示。（做出第四个子程序我颇有成就感，苦思瞑想了好半天，再逐渐完善。它可以同时显现6个变量，每个变量可以自动改变上下限，可以随时间无限推移，还可以改变要显示的时间长度，等等。如图2.3.2所示。当然，这对专业的编程员，不过是小儿科。）

图2.3.1 VB程序中的子程序

图2.3.2 由VB程序做出的仿真变量历史跟踪

A。乙烯厂的先进控制系统

某工程与建筑公司为一石化企业设计一个年产60万吨乙烯的工厂，该企业同时要求在设计常规控制的同时也设计出多变量模型预估控制系统（MPC）。传统上，MPC的模型是从工厂的实际测试中辨识而得，但这对于一个正在设计中的新厂显然是不现实的。不过由于乙烯裂解炉的进料是乙烷，其裂解过程有比较成熟的数学模型，其后的分离过程也相对容易进行静态和动态仿真，因此可以在仿真的基础上来获得数据和建立模型。图2.3.3是该厂的简化流程。我在为该公司工作期间，设计了裂解炉，乙炔反应器和乙烯分离塔的MPC。

图2.3.3 乙烯厂简化流程

对于裂解炉 (图2.3.4)，由于乙烷和蒸汽混合后通过炉体的过程很快（毫秒级），只要用静态模型就可以了。但是精确的静态模型很复杂，所需输入变量多，计算较慢，不适于直接用在动态控制系统中。因此，我们用该模型产生的数据作出简化的多项式模型来快速（每分钟一次）计算过程输出，而用低频运行的精确模型的计算结果去校正简化模型的结果。其控制逻辑如图2.3.5所示。用VB写的这个动态仿真程序，主要用来演示为该过程设计的MPC的控制效果。

图2.3.4 乙烯裂解炉的控制系统

图2.3.5 控制系统方框图

对于乙烯分离塔（C2 Splitter），动态响应的时间很长，必须做出动态模型。十几年前，如果要对该塔（有96块塔板）进行在线精确的动态仿真，并以此为控制模型，对计算机的计算能力来说，是不现实的。因此实际应用时，是根据精确的动态仿真的数据，把它的一些动态特性用一阶滞后来近似。图2.3.6是该塔的控制流程图。

图2.3.6 乙烯分离塔控制流程图

B．乙基丙酸酯的物料平衡控制

如图2.3.7所示，该过程的生产流程是，作为反应物之一的乙烯（C2H4）气体从V-490顶端进入反应器，在催化剂（H2SO4）的作用下，与循环喷洒的反应器母体容液中的丙酸（HAcA）产生酯化反应生成乙基丙酸酯（EtAcA）。产品从V-490底部送出至分离塔T-73，在塔顶获得EtAcA产品，塔底的大部分重主份液体循环回反应器，小部分送至下一段工艺回收处理。

图2.3.7 乙基丙酸酯过程和控制流程图

按原有的控制系统，T-73的塔底液位是由另一反应物即丙酸的流量来控制的。由于丙酸是从反应器的循环回路进入反应器，它的流量的变化要经过反应器的液位控制来影响T-73的进料流量，从而控制T-73的塔底液位，因此这两个塔的液位控制是相互作用的，不似一般情况下，只有上一个塔对下一个塔有影响。由于控制效果不好，该装置的控制控制师希望中央工程部能够对这个控制系统进行动态仿真，以期寻求改进措施。因为通用软件没有该反应器的机理模型，最后只能用VB自编程序来研究。

自编程序对该装置的物料平衡作了精确的计算，但对T-73的热量平衡计算进行了简化，以避免对该塔的各塔板进行精确计算。在研究仿真结果的基础上，提出了以下改进建议：

1）在不改变现有控制回路的前提下，增大T-73调节器的增益，但大大延长它的积分时间。图2.3.8和2.3.9是该调节器参数整定前后对T-73液位控制设定点改变的响应；图2.3.10和2.3.11是分别对V-490进料流量变化的响应。

图2.3.8 该调节器参数整定前对T-73液位控制设定点改变的响应

图2.3.9 该调节器参数整定后对T-73液位控制设定点改变的响应

图2.3.10 参数整定前T-73液位控制对V-490进料流量阶越干扰的响应

图2.3.11 参数整定后T-73液位控制对V-490进料流量阶越干扰的响应

2）改进控制方案，用T-73塔底的循环流量来控制T-73塔底液位，使该回路的过程动态特性大大加快。如此将使丙酸流量成为自由变量，与乙烯进料流量形成比例控制，满足该化学反应的物料平衡。

C． 丙酸反应器的安全生产研究

某丙酸（HAcA）生产装置，如图2.3.12所示，有四台并行操作的化学反应器。反应机理是，丙烯（C3H6）气体在催化剂作用下，与由压缩机提供的空气中的氧气进行氧化反应，生成丙酸。四台反应器的出口物流合并后进入回收塔T-61，丙酸被该塔的循环母液吸收，而其它轻主分气体从塔顶排出，经过焚烧后向大气排放。由于该气体在进入焚烧炉前这一段管道中含有氧气和有机物，它们在满足一定的成分组合时将自燃，引发事故，因此必须保证它的成分组合在任何情况下都不会进入自燃区间。在四台反应器都正常操作的情况下，不会有问题。但在以下情况下则有可能出现安全隐患：

图2.3.12 丙酸生产过程仿真流程图

当某一台反应器在停车后重新启动，按操作规程需要先向其提供空气流量（有了额外的氧气），恰在此时另一台反应器因某种原因紧急停车，控制系统将启动紧急停车步骤，按预定程序向反应器输送蒸汽。这样T-61塔顶的气体成分将偏离正常的工作区间，而有可能进入自燃区间。当然也有可能是两台反应器同时/相继启动，或同时/相继停车，为了不漏过任何可能的安全隐患，必须对它们中较危险的几种组合进行研究。人们不应对此抱有侥幸心理，若干年前，该装置确实发生过一次严重的自燃事故。也正是在此次事故之后，该公司专门成立了几个小组对不同的课题进行调查，找出事故原因，并提出改进之道。其中的一个小组，就是专门研究上面提到的特殊情况。显然，此种研究只能通过动态仿真来进行。

同样，由于通用仿真软件缺乏该化学反应器精确的机理模型，加之各种开车停车的程序组合，动态仿真难以用标准软件来实现。但公司自己有静态机理模型，加入相应的动态特性后，即可通过VB编程来进行动态仿真，对各种可能的情况进行研究。其结果是，在几个月的努力工作后，找到了某些安全生产的隐患，并改进了反应器开/停车的自动操作程序，不在此详述。

拿点儿缓冲液也来掺合了，那俺这个PBS(Portable Batch System)可行？

再说人家那叫PRBS，俺这个嘛凑合也能这么说，只是没人这么说罢了。