12.10 Presión de Temperatura Compensada

Hemos tratado con muchos de los problemas que pueden surgir con control de temperatura de la bandeja mediante la selección de las bandejas óptimos. Aún quedan algunas otras cuestiones que tenemos que abordar con el diseño del controlador.

Figura 12.88 Impacto de la regulación de la temperatura más baja (esquema Ryskamp)

El primero de ellos es el efecto de la presión de la columna. La relación entre la composición y el punto de burbuja depende de la presión, como se muestra en la figura 12.89. Para mantener una composición de 5% C4 en el destilado, cuando se opera a presión normal (de referencia), la temperatura de la bandeja sería controlada en T. Si la presión de la columna se reduce por DP a continuación, el punto de burbuja se reducirá y la correlación entre la composición y la burbuja los cambios puntuales.

Mantener la temperatura constante bandeja resultará en el C4 en el destilado en hendido a alrededor de 6,7%. Para mantener una composición constante de la temperatura de la bandeja debe ser reducida por DT.

Figura 12.89 Efecto de la presión sobre la composición de destilado

La figura 12.90 muestra un comportamiento similar en la sección inferior de la columna, donde la reducción de la presión hace que el C3 en fondos a caer a alrededor de 2,4% - que requiere una reducción de la temperatura bandeja más grande que la que se requiere en la sección superior.La técnica para hacer frente a este problema se conoce como compensación de temperatura de presión (PCT). Este se cubrió brevemente como un ejemplo de acondicionamiento de la señal en el capítulo 5. En su forma más simple una corrección lineal se aplica a la bandeja medida temperatura (T) sobre la base de la presión medida (P).

Figura 12.90 Efecto de la presión sobre la composición de fondos

Tomando el ejemplo de una reducción de la presión, el valor de PCT será mayor que T. Si hacemos PCT el PV del controlador de temperatura de la bandeja y luego se compensa el aumento mediante la reducción de T. Siempre hemos cuantificado dT / dP correctamente para cada controlador de temperatura (como DT / DP) a continuación, las composiciones de producto se mantendrá constante.

Tenemos que tener cuidado con el valor que se utiliza para P. Considere la situación en la que la columna está operando en el límite derecho del condensador y el regulador de presión está cerca de la saturación. Si usamos el PV del controlador en el cálculo de la PCT a continuación, un aumento transitorio de la presión hará que el controlador de temperatura de bandeja inferior para aumentar la potencia del hervidor.

Hay varias formas en que se podría determinar dT / dP. La primera supone que suficientes datos históricos de buena calidad de manera que existe una propiedad inferencial se puede desarrollar en la forma

Diferenciando

Como P Q cambios que queremos se mantenga constante o dQ a ser cero, y así

Si los datos históricos no están disponibles luego otro enfoque es la prueba de la planta. Esto implica que operan a diferentes presiones y, o bien permitir que los controladores de la composición a tomar medidas correctivas o ajustar manualmente las condiciones para que las composiciones de vuelta a destino.

La recopilación de datos en varias presiones diferentes permitirá temperatura bandeja (s) que se representa frente a la presión. La pendiente de la recta es entonces dT / dP.

Hay varios enfoques teóricos para determinar dT / dP. Ya hemos usado la ecuación de Antoine (12.1) para estimar la volatilidad relativa. Diferenciar obtenemos

Mediante la sustitución de T, de nuevo utilizando la Ecuación de Antoine, dT / dP se puede definir como una función de cualquiera de T y P o sólo P.

Tenga en cuenta que, si la versión de la ecuación de Antoine que se utiliza se basa en log10 (P) en lugar de ln (P), entonces este puede ser reemplazado antes de la diferenciación.

Suponiendo una presión de funcionamiento típica de 12 barg (o una presión absoluta de 13,01325 12,84308 bara o atm) durante un divisor de GLP, y los coeficientes de Antoine dados en la Tabla 12.2, se obtienen los valores de dT / dP se muestra en la Tabla 12.6. Una alternativa a la ecuación de Antoine es la ecuación de Clausius-Clapeyron que predice dT / dP directamente desde el calor de vaporización (Hv).

R es la constante universal de los gases y tiene un valor de 8.314 kJ / kg-mol / K (1,9859 BTU / lb-mol /°F). A diferencia de la ecuación de Antoine la temperatura T es sobre una base absoluta. Hv debe tener unidades de kJ / kg (o BTU / lb). La presión (P), como Antoine, es sobre una base absoluta.

Para aplicar de Clausius-Clapeyron, que normalmente utilizar la temperatura real de la bandeja como el valor para T. En la ausencia de este, su valor se calcula mediante la aplicación de la ecuación de Antoine y la conversión a una base absoluta. De hecho esta comparación entre la temperatura de la bandeja predicho y medido normalmente se puede utilizar para confirmar que los coeficientes utilizados en la ecuación de Antoine son correctas. Tabla 12.7 muestra que los valores de dT / dP derivados están muy cerca de los generados a partir de la ecuación de Antoine.

Sin embargo, las ecuaciones Antoine y de Clausius-Clapeyron se limitan a los componentes puros. Coeficientes de Antoine se publican para los componentes puros y de la ecuación de Clausius-Clapeyron incluye el calor de vaporización - También conocido sólo por los componentes puros. Aunque podríamos pensar que las estimaciones de dT / dP combinan linealmente con la composición, necesitaríamos conocer la composición de la bandeja en la que se controla la temperatura.

Una aproximación simple es asumir que dT / dP varía linealmente hasta la columna entre el valor para el componente de HK y que para el LK.

Así, por ejemplo, sobre la base de la Antoine da como resultado el valor para la bandeja 3 está dada por

Figura 12,91 Variación del factor de compensación de la presión con la presión (Antoine)

y que para la bandeja 18 está dada por:

En la mayoría de las columnas que no sería posible para que la presión puede variar en un amplio intervalo antes de llegar a los límites de equipo.

Por ejemplo, en la columna de estudio del caso, una variación de 1 bar de presión de la columna iba a cambiar el verdadero valor de dT / dP por alrededor de 0,2 C / bar (en torno al 0,4 F / atm?) - La introducción de un error de alrededor de 5% en el corrección de la temperatura.

Bajo estas circunstancias, un enfoque más riguroso es, probablemente, no se justifica. Sin embargo, hay columnas que tienen varios modos de funcionamiento entre los que la presión puede cambiar mucho.

Las ecuaciones Antoine y de Clausius-Clapeyron se pueden adaptar para determinar PCT directamente. Reordenando la ecuación de Antoine (12,1)

Escribiendo para las condiciones de referencia,

Combinando las ecuaciones (12.63) y (12.64),

Reordenando la ecuación de Clausius-Clapeyron (12,60),

Integrando:

Recordando que T y PCT son las temperaturas absolutas,

Mientras que frente a la cuestión de la variabilidad de dT / dP con la presión, las ecuaciones (12.65) y (12.68) todavía asumen componentes puros. Para aplicarlos hay que hacer dos suposiciones. El primero es hacer una estimación de la composición del líquido en la bandeja.

La segunda es que, para el enfoque de Antoine, los coeficientes A y B se pueden derivar tomando un promedio ponderado de los valores para la LK y HK componentes. Con el enfoque de Clausius-Clapeyron el supuesto de que Hv y MW se pueden derivar de esta manera es quizás más correcto.

Un método que necesita hacer ninguna suposición acerca de la composición se basa en los gráficos desarrollados por Maxwell y Bonnell (Referencia 2). El método se publica en unidades imperiales y así la presión (P) debe ser convertido a una base absoluta en unidades de mm Hg y la temperatura (T) para una base absoluta en °R. El método a primera vista compleja. Sin embargo, el resultado final es eficaz y fácil de implementar. El cálculo puede ser fácilmente implementado en una hoja de cálculo. Esto ayuda a evitar los errores casi inevitables que surjan del uso de una calculadora y proporciona un método que rápidamente se puede aplicar a cualquier columna.Los valores de los coeficientes A, B, C y D se seleccionan a partir de la Tabla 12.8.

Los valores se utilizan para calcular X.

Diferenciando

El punto de ebullición normal del líquido se calcula a partir

Diferenciando

Combinando las ecuaciones (12.70) y (12.72)

El resultado de dT / dP tendrá unidades °R / mm Hg y debe ser convertida según se requiera.

Los puntos resultantes se encuentran cerca de una línea recta. El gradiente de intercepción (m) y (c) en el eje vertical puede ser utilizado para predecir dT / dP de la presión de funcionamiento (P) en unidades absolutas.

Figura 12,92 Variación del factor de compensación de la presión con la presión (Maxwell)

Figura 12.93 factor de compensación de la presión de ajuste de la presión

Integrando

Así

Los comprobación de la referencia de donde se desarrolló esta técnica encontrará menciona que sólo se debe aplicar a los hidrocarburos puros y fracciones de petróleo en el intervalo estrecho de punto de ebullición. Sin embargo, esta restricción se aplica principalmente a la conversión entre el verdadero punto de ebullición normal (Tb) y el punto de ebullición corregido a un Watson K de 12 (T0 b). El procedimiento para el cálculo de PCT no implica esta conversión y la experiencia demuestra que la fórmula resultante funciona bien.

Si bien no es de importancia aquí, para información de fondo, el factor K Watson se utiliza en la industria del petróleo como medio de la caracterización de la paraffinicity de una mezcla de hidrocarburos y se deriva del punto de ebullición molar media (PAM) (en °R) y la densidad relativa a 60 ° F (SG).

Si se requiere el verdadero punto de ebullición normal, por ejemplo para validar el método por comparación con un punto de ebullición conocido, a continuación, el procedimiento es como sigue. Si P es de menos de 760 mm Hg o el punto de ebullición normal es por encima de 400? F y luego

Si P es mayor que 760 mm Hg y el punto de ebullición normal es inferior a 200 °F y luego

Si P es mayor que 760 mm Hg y el punto de ebullición normal es de entre 200 °F y 400 °F, entonces

La única limitación restante del método basado en Maxwell-Bonnell, como en los que se basan en Antoine y Clausius-Clapeyron, es que sólo representa el cambio en el punto de burbuja como los cambios de presión. Ninguno de los métodos teóricos tiene en cuenta el cambio en la volatilidad relativa. Por lo tanto, en el aumento de presión en la columna, habrá una disminución en la separación y la pureza de los productos va a empeorar.

Este efecto es secundario a los cambios en el punto de burbuja y dará como resultado sólo un cambio menor, pero, si se requiere la precisión, a continuación, dT / dP debe determinarse empíricamente, tal como se describe por la ecuación (12.56), o Amore definición rigurosa de la PCT ser desarrollado de la simulación.

El valor de dT / dP aumenta a medida que el punto de los aumentos de productos burbuja. Hemos visto que para el GLP, que es normalmente de 3 a 4 °C / bar. Para una columna de vacío opera a una presión absoluta de 30 mm Hg, con una temperatura de bandeja de 400 °C, dT / dP será en exceso de 800 °C / bar. Bajo estas circunstancias, es importante que los cambios de presión se miden con precisión. El transmisor de presión debe ser por lo tanto, situado cerca de la medición de la temperatura por lo que los cambios en la caída de presión a través de la columna no tienen ningún efecto.

La línea de impulso debe ser auto-drenaje de nuevo a la columna para evitar la introducción de ruido en la medición de la presión debido a la ebullición líquido en la línea.

Hay columnas que no se prestan a la regulación de la temperatura bandeja, para ejemplo porque la temperatura es insensible a la composición. Bajo estas circunstancias compensación de la presión se puede aplicar directamente a lo que de otro modo sería el MV del controlador de temperatura. El factor de compensación de la presión se puede determinar empíricamente.

El enfoque es similar al descrito para la cuantificación de dT / dP. Se basa en la suposición de que un inferencial puede ser desarrollado sobre la base de la presión (P), el flujo manipulado (F) y otras variables independientes. El flujo puede ser manipulado potencia del hervidor, reflujo, destilado o fondos - dependiendo de la elección de la estrategia de control de nivel.

Diferenciando

Para ningún cambio en la composición como se cambia la presión,

Alternativamente, una función lineal (o no lineal) puede ser desarrollado a partir de la simulación de procesos.

12.11 Inferenciales

Si bien hay buenas razones para la localización de los controladores de temperatura de bandeja de distancia desde el punto en el cual se retiran los productos, esto tiene una desventaja. Debido a que el fraccionamiento se lleva a cabo entre el controlador de temperatura y el producto entonces cualquier cambio en el líquido y el tráfico de vapor en esta sección de la columna va a cambiar la correlación entre la composición del producto y la temperatura de la bandeja.

Por ejemplo, si la temperatura se controla en la bandeja 3, la composición de fondo puede variar ligeramente a medida que se cambia de reflujo. Esto se ilustra en la Figura 12.94. con sin control de la temperatura en su lugar, el reflujo tiene un gran efecto sobre la composición fondos. Con la bandeja 3 bajos el control de la temperatura de la composición de fondo se mantiene cerca de la meta, pero no es exactamente así. El controlador es mantener efectivamente constante la composición del líquido en la bandeja 3. A medida que aumenta reflujo más separación tiene lugar entre la bandeja 3 y la base de la columna, por lo que la mejora de la pureza del producto.

Al considerar que más está ocurriendo en la columna, es posible desarrollar una inferencia que tenga en cuenta este efecto. La figura 12.95 muestra cómo el controlador de temperatura bandeja 3 aumenta la potencia del hervidor para compensar el efecto de enfriamiento del reflujo adicional.

Figura 12.94 Efecto de reflujo en la calidad fondos

Figura 12.95 Efecto de reflujo en la potencia del hervidor

Figura 12.96 Efecto de reflujo en la composición de destilado

La figura 12.96 muestra el efecto sobre la composición de destilado. Con la bandeja 3 bajo el control de la temperatura de la pureza fondos permanece aproximadamente constante. El reflujo adicional y potencia del hervidor aumento separación mediante la mejora de la pureza del destilado.

La figura 12.98 utiliza los datos recogidos durante esta prueba para desarrollar un cálculo propiedad inferencial para la composición de fondo. A pesar del comportamiento altamente no lineal está representada en las figuras anteriores, existe una fuerte relación lineal entre el contenido de C3 de fondos y la relación de re-ebullición recíproca.Esta relación se puede expresar como

V puede ser cualquier me asure de potencia del hervidor. Puede ser que sea el flujo de vapor a un intercambiador de calor de condensación. Si integrado de calor que podría ser el flujo de fluido de calentamiento multiplicado por su cambio de temperatura.Para un rehervido cocido que podría ser el flujo de combustible

V puede ser cualquier me asure de potencia del hervidor. Puede ser que sea el flujo de vapor a un intercambiador de calor de condensación. Si integrado de calor que podría ser el flujo de fluido de calentamiento multiplicado por su cambio de temperatura.Para un rehervido cocido que podría ser el flujo de combustible

Figura 12.97 Efecto de reflujo en los fondos

Figura 12.98 inferencial para la composición de fondos

Otro enfoque sería incorporar un término de corrección en la medición de la temperatura en mucho la misma manera que la compensación de presión lineal.

K se podría derivar a partir de datos históricos del proceso, de la misma manera que dT / dP era partir de la ecuación (12.56), o de la simulación.Otra opción es incluir la relación de re-ebullición recíproca con otras variables, como la presión de la columna y la temperatura de la bandeja, en el análisis de regresión para desarrollar un inferencial de la forma

Este incorpora efectivamente PCT en el inferencial. Sin embargo, podría ser preferible mantener esta temperatura en la bandeja de controlador, por ejemplo para permitir su uso si el inferencial es fuera de servicio. Aritmético, si se utiliza un PCT lineal, los dos enfoques son idénticos. De las ecuaciones (12.52) y (12.56)

La inferencia podría comprender entonces

Sustituyendo PCT

Figura 12.99 Efecto de la potencia del hervidor en la calidad del destilado

Igualando coeficientes con la ecuación (12.86)

Sin embargo, si se requiere un lineal PCT puede ser más fácil de entender si se retiene. La inferencia en la ecuación (12.88) entonces sería desarrollada por regresión.

Una vez más, es posible desarrollar un inferencial que tenga en cuenta este efecto. Figura 12.100 muestra cómo el controlador de temperatura 18 de la bandeja aumenta el reflujo para compensar el efecto de calentamiento de la potencia del hervidor adicional.

Figura 12.100 Efecto de la potencia del hervidor de reflujo

Figura 12.101 Efecto de la potencia del hervidor en la composición de fondos

Figura 12.101 muestra el efecto sobre la composición de fondos. Con la bandeja 18 bajo el control de temperatura de la pureza destilado permanece aproximadamente constante. El deber de re-ebullición adicional y aumento de la separación de reflujo mediante la mejora de la pureza de los fondos.

En la operación de alta re-ebullición / reflujo prácticamente todo el C3 se recupera desde el fondo. Como resultado, el rendimiento destilado aumenta como se muestra en la Figura 12.102.Figura 12,103 utiliza los datos recogidos durante esta prueba para desarrollar un cálculo propiedad inferencial para la composición de destilado. Una vez más existe una fuerte relación lineal, esta vez entre el contenido de C4 de destilado y la relación de reflujo recíproco.

Figura 12.102 Efecto de la potencia del hervidor de destilado

Figura 12.103 inferencial para la composición de fondos

Esta relación se puede expresar como

Las opciones para la aplicación de esta correlación son equivalentes a las del controlador de composición fondos. Con cuidado, podría estar configurado como controlador de composición en cascada al controlador de temperatura. O un término de corrección podría ser incorporado en la medición de la temperatura.

O la relación de reflujo recíproco podría incluirse con otras variables, como la presión de la columna y la temperatura de la bandeja, en el análisis de regresión para desarrollar un inferencial de la forma

O el PCT podría ser retenido y el destilado inferencial podría estar basado en este.

Como se describe en el capítulo 9, se debe tener cuidado al incluir en el análisis de regresión sólo los parámetros del proceso que tienen sentido de la ingeniería. Pero la forma en que esos parámetros tienen no siempre es inmediatamente obvio. Figura 12.104 muestra la verdadera relación entre la composición del producto y la temperatura de la bandeja con tres presiones de operación. La inclusión de sólo el P y T implicaría que la relación es una serie de líneas rectas paralelas como se muestra (discontinua).

Figura 12.104 predecir la composición de la presión y la temperatura de la bandeja (homogéneo)

Figura 12.105 predecir la composición de la presión y la temperatura de la bandeja (heterogéneo)

El examen de los inferentials desarrollado muestra que cada uno de ellos incluye una medida de corte (PCT) y fraccionamiento (relación de reflujo o re-ebullición). Mientras PCT es una medida eficaz de corte, hay un número de maneras de incluir fraccionamiento. Por ejemplo, la ecuación (12.97) muestra parte de una inferencia desarrollada utilizando dos mediciones de temperatura de la bandeja donde T1 es más arriba en la columna de T2.

Los coeficientes a1 y a2 son números positivos. Como esperamos HKD a aumentar con la temperatura bandeja podríamos estar tentados de excluir T2 y repita la regresión. Sin embargo, esta ecuación puede ser reescrita como

Figura 12.106 predecir la composición de la presión y la temperatura de la bandeja (no lineal)

Proporcionada (A1-A2) es positivo, la correlación tiene sentido, incluye una acción de corte (T1) con un coeficiente de la señal correcta. El término (T2- T1) es una medida de la pendiente del perfil de temperatura y por lo tanto de la separación. El aumento de la separación se reduce HKD por lo que la señal de a2 también es correcta

Una función (f) basándose en los puntos de burbuja de los componentes clave ligeros y pesados (TLK y THK) sería también vale la pena considerar si fracasan otros tratamientos. Los puntos de burbuja (a la presión normal de funcionamiento) se derivan de la ecuación de Antoine. Para la inferencial T HKD es la temperatura en la bandeja seleccionada en la sección superior de la columna.

Para la inferencial T LKB es la temperatura en la bandeja seleccionada en la sección inferior de la columna.

12.12 Primer Principio Inferencial La ecuación de Fenske ya se ha cubierto como las ecuaciones (12.30) y (12.33). Conociendo la volatilidad relativa de los componentes y la separación de objetivos, (EMA) se puede calcular el número mínimo de etapas teóricas.Método de Underwood comprende dos ecuaciones. El primero incluye toda la n componentes en la alimentación, donde a es la volatilidad con respecto al componente menos volátil y xf la fracción molar. El conocimiento de la calidad de los piensos (q), el valor de Φ se puede calcular.

Figura 12.107 Correlación de Gilliland

Este valor se utiliza entonces para determinar la relación de (R / D) de reflujo mínimo min. La ecuación incluye los componentes M en el destilado, donde xd es la fracción molar.

La correlación de Gilliland a continuación, se puede utilizar con el valor de la EMA de Fenske y (R / D) min de Underwood para determinar el número real de las etapas (N) de la relación de reflujo real (R / D).

La correlación fue publicado como un gráfico, como se muestra en la Figura 12.107.Hay una serie de ecuaciones que se han ideado para describir la correlación de Gilliland.El más simple de ellos es la ecuación Eduljee.

Otras ecuaciones incluyen los desarrollados por Chung y por Molkanov.Una vez que N es conocido que puede ser utilizado en un número de otras correlaciones. Por ejemplo, la correlación Jafarey, Douglas y McAvoy fue desarrollado mediante la simplificación de la ecuación del fumador (Referencia 4)

Alternativamente, la Ecuación Colburn (Referencia 5) da la fracción molar de un componente seleccionado en el vapor que sale de la bandeja de n-ésimo (yn) sobre la base de themole fracción del componente en las partes inferiores (xb).

U se deriva de la relación de flujo molar de vapor a líquido en la bandeja. Por ejemplo, en una columna de dos productos, por encima de la bandeja de alimentación

Por debajo de la bandeja de entrada

12.13 Anticipativo De Velocidad De Avance

Variación de la velocidad de alimentación es una fuente común de perturbación proceso. Hemos visto que la puesta en marcha de un único controlador de temperatura (en la parte inferior de la columna) la manipulación de fraccionamiento puede controlar la composición de fondo bien pero empeora el control de la composición de destilado. El mismo efecto se aplica a los controladores de alimentación hacia delante. Figuras 12.108 y 12.109 muestran el efecto, con el esquema de la energía en el lugar, de mantener una de las MVs en proporción a la velocidad de avance, pero no el otro. Mientras se mantiene tanto en proporción a la velocidad de avance se traducirá en prácticamente ningún cambio en composiciones de productos, la alimentación con interés sólo uno causas ambas composiciones de productos para variar sustancialmente más de lo que lo haría sin alimentación de barrio en su lugar!

Figuras 12.110 y 12.111 muestran la misma prueba con el esquema de balance de materiales en el lugar. Una vez más la calidad del destilado sería mejor controlada sin alimentación hacia delante, en lugar de con sólo uno de los ratios mantiene constante. Mientras se mantiene constante o bien mejora la relación marginal de control de calidad inferior, manteniendo constantes tanto resultará en prácticamente ningún cambio.

Si bien estas cifras muestran que ambos MVs necesitan cambiar con la velocidad de alimentación, esto no implica necesariamente que el control anticipativo se debe configurar. Sería bastante común que una variable a estar bajo control de la temperatura bandeja y la otra tasan a

Figura 12.108 Efecto de la velocidad de avance de alimentación directa de destilado (esquema de balance de energía)

Figura 12.109 Efecto de la velocidad de avance de alimentación directa de fondos (esquema de balance de energía)

Figura 12.110 Efecto de la velocidad de avance de alimentación directa de destilado (esquema de balance de materiales)

Figura 12.111 Efecto de la velocidad de avance de alimentación directa de fondos (esquema de balance de materiales)

la velocidad de avance. De hecho esto es similar a la configuración sugerida por Ryskamp. Sin embargo, la relación de anticipativo ofrece otras tres ventajas potenciales. En primer lugar se da una ventaja dinámica. Si las temperaturas de la bandeja responden lentamente a los cambios en la velocidad de avance, entonces anticipativo permitiría un control más estricto de la temperatura.

En segundo lugar, elimina la necesidad de volver a sintonizar los controladores de temperatura de la bandeja para compensar el cambio en las ganancias de proceso causadas por el cambio en la velocidad de alimentación. Por último, si el control de temperatura de la bandeja no es práctico o temporalmente fuera de servicio, entonces anticipativo mantendría temperaturas bandeja aproximadamente constante.

Figura 12.112 muestra la aplicación de la tasa de alimentación total anticipativo en una columna con el esquema de equilibrio de energía. Cualquiera o ambos de la reflujo-a-alimentación y las proporciones de vapor a alimentación pueden permanecer con el operador entró SP o su SP puede ser ajustado por un control de nivel más alto (tales como la temperatura bandeja, inferencial o analizador en línea).

Figura 12.112 tasa anticipativo (esquema de balance de energía) RSS

Figura 12.113 muestra la variación de algunos temperaturas bandeja seleccionada, en nuestra bandeja de la columna 20, como la velocidad de alimentación es variada. La pendiente de la línea apropiada es la ganancia del proceso entre la PV and la DV, es decir, (Kp) d. Por lo tanto, si hubiéramos elegido bandeja 18 para controlar la temperatura, podríamos experimentar dificultades para obtener la dinámica del proceso - desde la pendiente de esta línea cambia de signo. Dado que el valor de (Kp) d se utiliza en ninguno de los cálculos de ajuste en relación anticipativo esto no causará un problema con el rendimiento del controlador

Figura 12.113 Variación de las temperaturas de la bandeja con el avance (sistema de balance de energía)

12.14 RSS Composición Anticipativo Anticipativo en la composición de alimentación puede ser una mejora importante, pero puede no ser práctico. En primer lugar se requiere un analizador en línea de alimentación. Pocos propietarios de las plantas se instalen este de serie y puede que no sea suficiente justificación económica para añadir más tarde. En segundo lugar, puede no ser posible adquirir un analizador que responde lo suficientemente rápido. Si el cambio en la composición de la alimentación afecta la temperatura de la bandeja y / o inferencial antes de ser informado por el analizador, entonces el controlador de realimentación (s) tomará las medidas correctivas. Una medición retardada de composición de la alimentación sería entonces menos valioso que tener ninguna

A diferencia de la velocidad de alimentación anticipativo, alimentar composición anticipativo requiere un sesgo no es un algoritmo de relación y por lo tanto no es K 1 (véase el capítulo 6 para la explicación). Figura 12.114 muestra cómo cada una de las variedades modernas posibles, conviene adaptar los cambios de composición de alimentos. La forma de estas líneas se explicó anteriormente en el capítulo (véase la figura 12.68). K es la pendiente de la recta.

Figura 12.114 Efecto de la composición de la alimentación

Si tenemos cualquier versión del esquema de balance de materiales se anticipativo fluya destilado o flujo de fondos es sencillo. Dado que estos son linealmente clasificados para lkf. DiferenciandoLa ecuación (12.25)

Del mismo modo

2.15 Entalpía De Anticipativo RSS Alimente entalpía anticipativo es, más bien, afortunadamente, no es a menudo de gran beneficio. Los cambios en la entalpía suelen ser pequeñas en comparación con potencia del hervidor. Si anticipativo se justifica entonces entalpía de medición puede presentar un problema. Siempre que la alimentación está por debajo de su punto de burbuja o por encima de su punto de rocío a continuación, siempre que su composición y la presión son razonablemente constante, es suficiente para utilizar la temperatura como el DV. Sin embargo, si la alimentación se vaporiza parcialmente una medición de la humedad no es posible. Dado que el cambio en la humedad representa un gran cambio en la entalpía probablemente no es realista hacer ninguna suposición sobre su valor.

Si podemos medir el éxito de entalpía que junto necesitamos determinar qué acción tomar cuando se cambia. Podríamos simplemente mantener el equilibrio de calor mediante el ajuste de la potencia del hervidor para compensar el cambio. Para ello tenemos que ser capaces de medir la potencia del hervidor en unidades coherentes. Además, puesto que la energía está entrando en la columna en un punto diferente, el líquido y el tráfico de vapor en la parte de la columna cambiarán. Por ello, mantener el balance de calor no es suficiente para mantener las composiciones de productos.

Alternativamente, podríamos intentar obtener los beneficios anticipativo (K) empíricamente por medio de pruebas de la planta, siempre y cuando podemos introducir una perturbación en la entalpía de alimentación. Podemos ser capaces de determinar K a partir del análisis de los datos históricos, pero si éstas se recogieron mientras la temperatura bandeja (o alguna otra composición) de control estaba en servicio, entonces sólo será posible modelar el comportamiento en estado estacionario. Del mismo modo podríamos identificar K de la simulación en estado estacionario. Compensación dinámica tendría que ser ajustada por ensayo y error.

12.16 Desacoplamiento Hasta ahora hemos considerado los regímenes que controlan tanto la composición de destilado o de la composición de fondo, pero no ambas al mismo tiempo. En la mayoría de las columnas de los dos controladores podrían interactuar al punto de inestabilidad. Hay una serie de técnicas disponibles que ayudan a aliviar este problema.Hemos visto que el sistema Ryskamp rompe en gran medida de la interacción en una dirección, por lo que las correcciones introducidas en la composición de fondo tienen poco impacto en el destilado. A pesar de lo contrario no es cierto, un ajuste de la relación de reflujo afectará a la composición de fondo, pero cuando su controlador toma la acción correctiva no será 'pelear' el controlador composición de destilado.

El método ∑T / ∆T se refiere de vez en textos sobre el tema del control de la destilación. Sólo debe tener en cuenta en las columnas con la estrategia de control de balance de materiales. Con esta estrategia en su lugar un cambio en el flujo de destilado hace que el perfil de temperatura de la columna se desplace horizontalmente ( véase la figura 12.74 ) . Debido a que el perfil mantiene en gran medida es la forma no hay ningún cambio en la diferencia entre las dos temperaturas de la bandeja . La suma , sin embargo , va a cambiar. Un cambio en la potencia del hervidor sin embargo hace que el perfil para rotar ( véase la figura 12.75 ) , por lo tanto la temperatura en la sección superior de la columna va a cambiar en la dirección opuesta a uno en la sección inferior .

Por lo tanto la suma de las dos temperaturas permanecerá aproximadamente constante . La diferencia, sin embargo va a cambiar. En principio, por tanto, ∑T sólo responde a los cambios en la corte - es decir, flujos de destilado (o flujo de fondos si el esquema de balance de materiales menos preferida está en su lugar ) . Y ∆T sólo responde a los cambios de fraccionamiento - es decir, re-ebullición de servicio (o reflujo) .

Figura 12.115 Respuesta del ∑T y ∆T de la caldera de servicio

Figura 12.115 muestra qué tan bien el esquema funcionaría en nuestra columna de estudio de caso. Para mantener la medición en más o menos el mismo rango, ∑T es el promedio (la mitad de la suma) de las dos temperaturas. El principio parece funcionar bien con muy poco cambio en ST en un amplio rango de potencia del hervidor y ∆T razonablemente variando linealmente. Esto sugeriría que ∆T podría ser bien controlada mediante la manipulación de potencia del hervidor.

Figura 12.116 muestra el efecto de variar el flujo de destilado. Aquí el principio no está funcionando bien, con ∑T y ∆T tanto cambiando en cantidades similares. Por lo tanto el control de ∑T mediante la manipulación del flujo destilado provocará cambios en ∆T. Sin embargo, las temperaturas de la bandeja fueron elegidas para desempeñarse bien como controladores autónomos con el esquema de balance de energía en el lugar. Selección basada en la exigencia revisado mejorar el desacoplamiento. Rendimiento podría ser mejorado aún más por la inclusión de tales coeficientes que ∑T se calcula como (a1T1 + a2T2) y ∆T como (b1T1-b2T2). Sin embargo, el esquema tal como está se ha desvinculado los controladores en una dirección, que es suficiente para evitar que los controladores que luchan para el punto de inestabilidad

Figura 12.116 Respuesta del ST y DT al flujo de destilado

cambió, habrá una perturbación transitoria a ∑T. Esto hará que el controlador para tomar la acción correctiva y puede desencadenar la inestabilidad. No es práctico para compensar dinámicamente las temperaturas desde por perturbaciones en la parte superior de la columna la temperatura superior cambiará primero, mientras que, para las perturbaciones en la parte inferior de la columna, la temperatura más baja va a cambiar primero.

12.17 Control Multivariable Una de las aplicaciones más comunes de MVC está proporcionando el control de doble composición en columnas de destilación. A menudo es la forma más práctica de la resolución de interacciones. Aquí se trabaja a través de un ejemplo sencillo de su diseño. Figura 12.117 muestra la adición de MVC a una columna con un esquema de equilibrio de energía.

Notable por su omisión son los controladores de temperatura de la bandeja. Algunos ejecutores creen que este es el mejor enfoque. Dado que dos controladores de temperatura bandeja interactuarán argumentan que deberían ser desacoplados en el MVC. Pero a menudo el punto de partida para la aplicación MVC es un controlador de temperatura de trabajo en una bandeja.

Otros argumentan que si un controlador básico está funcionando bien, entonces debe mantenerse.

Ayuda a linealizar el proceso y proporciona degradación elegante cuando el MVC está fuera de servicio. Un tercer punto de vista es que el controlador de temperatura debe mantenerse como un sistema de copia de seguridad, pero esto significa que el operador necesita la formación, tanto en la configuración normal de control y el sistema de copia de seguridad. No existe un enfoque universalmente correcto, cada uno debe ser considerado en una base por caso.

En nuestro ejemplo, los dos currículos son ambas composiciones, ya sea inferenciales o analizadores. Nuestros MVs están reflujo y volver a hervir. Las pruebas de la planta dio la matriz de ganancia de proceso que se muestra en la Tabla 12.9.Por consiguiente, la MVC predecir el comportamiento del proceso

El MVC actualiza continuamente las condiciones de polarización según sea necesario para que el CV pronosticado coincide con el CV actual. Para ello, utiliza el modelo dinámico completo, mientras que nuestro ejemplo está escrito en forma de estado estacionario.

Figura 12.117 MVC en la columna con el esquema de balance de energía

Si suponemos que cuando ambos CV están en sus objetivos de 5%, el reflujo es 56,5 y la tasa de vapor re hervidor 14. Por tanto, podemos escribir las ecuaciones (12.111) y (12.112) como

Figura 12.118 muestra una gráfica de estas líneas de composición constante.

Figura 12.118 Contornos de composición constante

Figura 12.119 muestra las limitaciones de operación, a la que se ha agregado un derecho máximo caldera.

Figura 12.120 muestra el área de operación viable. La mayoría MVC incluyen un programa lineal (LP) para la optimización. Esta tecnología sólo puede encontrar el nodo más rentable, donde se cruzan las restricciones. Puede haber un punto de funcionamiento más rentable dentro de la zona de operación factible. Una técnica de optimización no lineal sería necesaria para identificar este punto, lo que se describe más adelante en esta sección.

Así que la MVC seleccionar uno de los tres nodos: • el caso 'energía mínima', donde ambos productos son exactamente

en sus especificaciones • caso de que el 'propano máximo', donde el propano está en la

especificación y la potencia del hervidor máxima permitida se utiliza para recuperar la mayor cantidad posible de C3 fondos

• caso de que el 'butano máximo', donde el butano es en la

especificación y la máxima potencia del hervidor permitida se utiliza para recuperar la mayor cantidad posible de C4 destilado.

Figura 12.119 limitaciones operativas

Figura 12.120 región de operación factible

Si m es el número de CV y n el número de las VM a continuación, la función objetivo de la MVC o función de coste (C) está dada por

Como mostraremos más adelante, hay varias ventajas de utilizar la economía real en el controlador. Sin embargo, con nuestro controlador en su forma actual no es inmediatamente obvio. ¿Qué valor económico se coloca en el reflujo, o en composiciones de productos? Para facilitar este incluimos variables adicionales en el controlador.

En este caso se incluyen los dos productos como los flujos CV adicionales. No hay limitaciones se colocan en estas variables para que no afectan a la región de operación factible. El producto fluye simplemente proporcionar una manera más conveniente de definir la economía del controlador.Tabla 12.10 muestra la matriz de ganancia extendida.

Al adoptar este enfoque, es importante que la matriz de ganancia se ajusta a las normas de balance de masa. En nuestro ejemplo, a una velocidad de alimentación constante, cualquier cambio en el rendimiento de un producto debe ser reflejado por un cambio igual y opuesta en el rendimiento de la otra. Por lo tanto, en este caso, (Kp) 31 debe ser igual y opuesta a (Kp) y 41 (Kp) 32 debe ser igual y opuesta a (Kp) 42. Dado que es poco probable que produzca exactamente el resultado de la prueba central será necesario algún tipo de ajuste.

Del mismo modo, si la velocidad de alimentación se incluyeron como un MV, como se muestra en la Tabla 12.11, balance de masa requiere que (Kp) y 33 (Kp) suma 43 a 1 .

Si el esquema de balance de materiales se llevaron a cabo en la columna, a continuación, los MVs serían flujo de destilado y caldera de vapor. Planta de prueba dio los resultados que se muestran en la Tabla 12.12.

En este caso, para el balance de masa para ser correcta, (Kp) 31 debe haber? 1, (Kp) 32 debe ser 0 y (Kp) 33 debe ser 1. No hay necesidad de incluir el flujo de propano como un CV, desde su inclusión como un MV ya permite un coeficiente objetivo que debe asignado.

Tabla 12.10 matriz de ganancia de proceso de extendido

Tabla 12.11 Inclusión de velocidad de alimentación como un MV

Si el paquete de MVC no permite CV que ha de darse coeficientes objetivo, a continuación, los coeficientes para los MVs deben modificarse para tener en cuenta el efecto que la modificación de cada MV tiene en cada CV.

Con los resultados en la Tabla 12.10, si tenemos en cuenta el primer caso 'butano máximo ", entonces vemos la figura 12.120 que en este punto el vapor re-ebullición es 16 y el reflujo 69.7. Por lo tanto, en caso de que el movimiento de 'energía mínima', el cambio en la producción de butano está dada por

Esto se corresponde con una pérdida equivalente de la producción de gas propano. Para que este cambio sea el valor económico del butano adicional debe ser mayor que el coste del vapor de agua adicional.

Del mismo modo, para el caso de la 'propano máximo », el vapor re-ebullición es 16 y el reflujo 65.2.

Tabla 12.12 matriz de ganancia del proceso extendido (con el esquema de balance de materiales)

Así

Para que esto sea rentable

El propósito de este análisis es demostrar el impacto de la economía del proceso de MVC. En este caso, si la diferencia de precio entre ambos productos enfoques o superior al coste unitario de vapor, sería incorrecto operar en el punto 'energía mínima. Es una práctica común para el tratamiento de coeficientes objetivo como factores de ponderación que se ajusta por ensayo y error para forzar el controlador para conducir el proceso a lo que se cree que es la operación óptima. Si lo hace, corre el riesgo de alcanzar mejor el objetivo equivocado y así perder dinero cuando el MVC se encargó.

En caso de que el 'butano máximo', Figura 12.121 muestra la tasa de vapor redujo a 14,5. El cambio en el rendimiento de butano causada al restringir el reflujo está dada por

Teniendo en cuenta el ahorro de vapor de agua, el cambio en el valor de la función de coste es

Expresado por unidad de cambio en el CV, este valor se conoce como el precio sombra o multiplicador de Lagrange. La cantidad en que el CV puede cambiar antes de alcanzar otra limitación es el incremento permisible. Algunos paquetes MVC hacen estos valores disponibles para el ingeniero. Si no, entonces un paquete de hoja de cálculo permitirá el ingeniero para construir una simulación en estado estacionario de la MVC.

Realizando un cálculo similar para el caso de la 'propano máximo', Figura 12.121 muestra el vapor redujo a 14,8. El cambio en el rendimiento de propano es por lo tanto

Teniendo en cuenta el ahorro de vapor de agua, el cambio en el valor de la función de coste es

Una ventaja adicional de la utilización de la economía real es que fácilmente proporcionan el incentivo económico para proyectos descongestión proceso. Si suponemos que la restricción colocado en potencia del hervidor es real, entonces, si queremos maximizar el rendimiento de uno de los productos, existe un beneficio en la relajación de esta restricción. Por ejemplo relaja a 17 daría lugar a la ampliación de la zona factible como se muestra en la Figura 12.122. En caso de que el 'butano máximo', Figura 12.122 muestra el reflujo aumentó a 76,3.

El cambio en el rendimiento de butano derivada del aumento de la potencia del hervidor está dada por

Teniendo en cuenta el coste de vapor, el cambio en el valor de la función de coste se

Figura 12.122 Relajar la restricción de la caldera

Repetir el cálculo para el caso de la 'propano máximo', Figura 12.122 muestra el reflujo aumentó a 69,5. El cambio en el rendimiento de propano está dada por

Teniendo en cuenta el coste de vapor, el cambio en el valor de la función de coste se

La relación entre la composición y la presión del producto es relativamente sencillo de identificar. De hecho esto se hace en el desarrollo de la PCT. Sin embargo, el impacto que tiene la presión sobre los rendimientos de productos es a menudo difícil de cuantificar durante las pruebas de paso. Como resultado (Kp) y 33 (Kp) 43 a menudo se omiten.

El controlador por lo tanto, sólo manipular la presión para aliviar una restricción, sino que no ve ningún incentivo económico para ajustar de otra manera. La solución adoptada con frecuencia es definir un coeficiente de objetivo para el MV presión, por lo general un pequeño valor positivo en la creencia de que la presión debe reducirse al mínimo para reducir las necesidades de energía. Sin embargo, esto puede dar lugar a una oportunidad para mejorar significativamente la rentabilidad está pasando por alto. Un enfoque mejor sería encontrar algún otro medio de identificación de los logros del proceso, por ejemplo mediante la regresión de los datos históricos o de simulación de procesos.

Tabla 12.13 Inclusión de la presión como una MV

Tabla 12.14 de retención de la bandeja de TC

12.18 Analizadores En-stream Gran parte de la aplicación de los analizadores en corriente ha sido cubierto, en general, en el capítulo 9. Aquí nos centramos en los aspectos específicos de su uso en columnas de destilación.

Uno de nuestros objetivos es reducir al mínimo el retardo de muestra; esto se puede lograr mediante la localización del analizador en la medida de corriente arriba como sea posible. Por ejemplo, es común para retirar la muestra de destilado de la descarga de la bomba de producto. Sin embargo, debe considerarse la posibilidad de retirarla de la línea de vapor de cabeza. Esto evita la demora causada por el condensador y el tambor de reflujo. Además, la velocidad del vapor en la línea de la muestra será mucho mayor que la velocidad del líquido.

Algunos se debe tener cuidado con el diseño del sistema de muestreo. No sería prudente dar el primer golpe sólo en la línea aérea. Vapor puede empezar a condensarse sobre la superficie interna de la línea y cualquier muestra tomada entonces podría contener líquido que contiene más de HK que el destilado. Un mejor enfoque consiste en insertar una sonda en la parte superior de la columna, a través del codo de la línea aérea. La línea de la muestra en el analizador debe ser calentado y aislado para garantizar que no tiene lugar la condensación.

La muestra de vapor sólo sería representativa de la composición del destilado si el condensador es total. Sin embargo, si un producto de vapor sólo se produce intermitentemente a continuación, puede ser práctico para detectar la producción y desactivar temporalmente el uso de la medición en el analizador de cualquier esquema de control. En los trenes de columnas de destilación puede haber otros posibles métodos de reducción de retardo de muestra. Tenga en cuenta la disposición de la figura 12.123 en el que nuestro estudio de caso LPG splitter es la última columna.

Figura 12.123 Reducción analizador de retraso de muestra en los trenes de destilación

Es común tener las especificaciones sobre el contenido de propano C2 y C4. Hemos considerado esquemas que podrían controlar este último mediante la manipulación del reflujo en el separador de GLP. Sin embargo, para controlar el contenido de C2 que manipular la potencia del hervidor en la anterior desetanizador.

Un controlador de composición a base de un analizador de C2 en el producto de propano responderá muy lentamente a los cambios en su MV. Un enfoque mejor sería ubicar un analizador de los fondos desetanizador. La relación C2/C3 estará cerca de el contenido de C2 de propano, pero proporciona una indicación mucho antes y rechazo de perturbaciones por lo tanto, mucho más rápido.

Del mismo modo, es común tener C3 y C5 especificaciones para el butano. Control de C3 sería probablemente mediante la manipulación del divisor de potencia del hervidor GLP. Sin embargo el control de C5 sería la manipulación del reflujo en el desbutanizadora - dos columnas aguas arriba! Medida de la relación de destilado desbutanizadora C5/C4 proporcionaría una ventaja enorme dinámica.

Por supuesto, los costos deben ser tomadas en cuenta, pero el costo incremental de un analizador adicional, si está instalado en la misma vivienda, es mucho menor que el costo de una instalación independiente. Y más adelante se puede hacer uso de este tipo de analizadores - por ejemplo, como parte de las estrategias de alimentación directa.