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    1  前言

    2萬噸/年 聚甲醛是我公司從波蘭ZAT公司引進的精細化工裝置，產品價值高，使用霍尼韋爾公司的PKS（過程知識系統）系統控制。裝置中精餾塔、蒸餾塔共計17個，由于精餾塔、蒸餾塔關聯變量之間耦合嚴重，過程反應慢、動態響應時間長、滯后嚴重，使用常規PID控制效果一直不佳，不僅不能投自動，手動操作效果也不理想，成為該裝置控制的難點，直接影響到了產品質量和蒸汽的消耗。PKS系統提供的Profit Loop控制器，使得這一難題有了解決的途徑和可能。

    2  精餾塔C462工藝

    2.1 C462精餾塔的工藝流程

    C462是浮閥塔精餾塔，用于系統中含有微量NaOH的三聚甲醛的精餾，將NaOH除去后，把三聚甲醛回收到系統中去。帶控制點工藝流程圖如圖1所示，進料為變頻調速控制流量，由泵P464、P471打入的含堿三聚；由再生堿液蒸發器間斷蒸發后送到V466，通過FRC4641進行控制的汽體冷凝液。為防止糖類生成，向塔內加入脫鹽水，通過FRC4645進行控制。

    工藝上主要通過塔頂和塔底兩個溫度控制系統來控制產品質量。塔底通過蒸汽調節FIC4642、TIC4647，防止三聚超標。塔頂由回流控制FRC4643與TIC4644調節頂部三聚濃度，并使采出中不含有鈉離子。

圖1. C462工藝流程圖

    2.2 2-C462精餾塔控制的主要問題

    2.2.1 變量之間耦合嚴重

    C462塔頂產品質量采用直接物料平衡控制，第19塊塔板的溫度與回流量組成串級控制；C462塔底產品質量采用能量平衡控制，第7塊塔板的溫度與進入再沸器的蒸汽量組成串級控制。當頂層塔板溫度升高時，塔頂回流量增加，同時也導致底層塔板溫度下降，進入再沸器的蒸汽量增加，頂層塔板溫度卻繼續升高。

圖2. 控制系統框圖

    從圖2所示的控制系統框圖可知，有兩個被控量和兩個操作量，過程的動態特性傳遞函數為：
   
   
    當回路1的控制器Gc1調節U1，使Y1回到設定值Ysp1，U1也通過傳遞函數Gp21波及Y2；由于Y2發生變化，回路2控制器Gc2調節U2，使Y2回到它的設定值Ysp2，而改變U2又會通過傳遞函數Gp12影響到Y1。

    變量之間的這種強耦合使得兩個控制回路不能同時在自動方式下控制，只能由操作人員手動操作，操作頻繁且不易控，造成塔頂和塔底產品質量受到較大影響，蒸汽量消耗增加。
 
    2.2.2 塔的干擾因素多

    塔的主要擾動有：a、進料量的波動。三路進料，有兩路是經齒輪泵打到塔的上部，由于物料特性及齒輪泵運行工況差，流量經常發生波動甚至斷流； 另一路進料是間歇的，由操作人員視前段工序液位的高低手動進料，瞬間進料量的大小對精餾塔的穩定運行有極大的影響；b、再沸器加熱蒸汽壓力的波動；c、因環境變化而引起的回流溫度波動；d、三路進料的組分波動無法預知。

    3  精餾塔C462控制系統的改進

    3.1 控制回路關聯分析

    如圖2所示，塔底和塔頂溫度控制是兩個相互關聯的回路，以第一回路為例，被控量Y1與操作量U1之間的傳遞函數與第二回路是開啟還是閉合有很大的關系。假如第二個控制器Gc2處于手動模式，使控制器輸出維持在正常值，即輸出增量U2=0，則Y1與U1之間的傳遞函數：

    （Y2—U2的回路打開） (3.1)

    如果兩個回路都閉合，兩個回路對Y1的作用疊加在一起：

    （3.2）

    若Ysp2=0，且處于自動模式，則根據方框圖：

    (3.3)

    從第二個回路傳給第一回路的信號是：

    (3.4)

    將式3.3和3.4代入式3.2，得到Y1與U1之間總的傳遞函數：

    （3.5）

    （Y2與U2的回路閉合）

    由此可知，Y1與U1之間的傳遞函數通過關聯項與第二回路的調節器Gc2相關，涵蓋了第二個回路對它的影響。

    使用結果表明，常規PID控制算法在這種情況下，系統不穩定，控制器參數的整定也變得更為困難，無法滿足強耦合、多干擾、大滯后對象的控制要求，而這正是Profit Loop的強項。

    3.2 Profit Loop的控制原理

    Profit Loop是完全集成進PKS系統的一種單輸入/輸出（SISO）、基于模型的控制和優化技術，來源于霍尼韋爾公司專利技術 Profit Suite control，其控制器用一個簡單的過程模型來預測過去、現在和將來的過程變量的動作。模型預測控制方框圖如圖3。

  圖3. 模型預測方框圖

    基于對當前和未來的預測值，就可產生一個控制動作序列，以最優的方式趨向設定值，控制序列圖如圖4。

圖4. 控制序列圖

    3.3 Profit Loop有效降低控制回路的關聯

    基于數學模型的單變量預測控制器Profit Loop將模型預測值引入控制回路，但數學模型不是單一變量的，引入控制的模型預測值包括了關聯回路的影響，利用預測值的超前調節，能有效克服各種干擾，降低控制回路的關聯，提高控制的品質。

    為滿足C462的控制目標，綜合考慮，確定對塔頂溫度回路TIC4644用Profit Loop控制器來取代，而塔底溫度回路TIC4647、FRC4643和FRC4642依然用常規PID實現。

    4  Profit Loop控制器的實施

    4.1 通過實驗數據，建立模型

    PKS系統中，提供了模型生成工具，實現Profit Loop，生成的方式有：

    PID轉換方式

    PID生成方式

    回路信息方式

    拉普拉斯輸入方式

    在線階躍輸入測試

    我們使用階躍輸入測試建模的方法。

    為獲取對象數學模型，作階躍測試，根據輸出響應曲線獲得模型參數。塔頂溫度對象的輸入量為塔頂回流量FRC4643，輸出量為塔頂溫度TIC4644，利用提供的模型工具給溫度對象施加偽矩形脈沖響應（PRBS）激勵信號，如圖5所示，τ為對象的時間常數，輸入信號按正負交替的形式在一定幅度范圍內按一定的速率變化，反復多次，使溫度輸出響應曲線有較好的重現性，以滿足模型精度的要求。

圖5. 輸入脈沖

    4.2 模型預測

    為了進行預測，需要 將Profit Loop辨識得到的動態模型內置到控制器中，使控制器過去的輸出OP值和將來預測的PV值聯系起來，如圖6所示，傳遞函數為： 
   
    其中G是對象的增益系數，T 是對象的滯后時間，n和d是模型系數，s 是拉普拉斯常數，單位是  。

圖6. 預測PV軌跡

    經過多次辨識，得到C462塔頂溫度的動態模型為   。

    4.3 模型偏差校正，增強控制系統的魯棒性

    系統建模是優化控制的難點，不論是多變量的大系統還是單回路的模型。不僅要使所建立的模型與實際相符，還要在滿足模型精度的前提下，降低模型階次。但所建立的數學模型，模型預測值和實際過程測量值之間，總是存在偏差。為解決模型的失配，Profit Loop 把當前PV的預測值和實際的測量值做比較，比較后的差值加到PV將來的運行軌跡中，如圖7所示：

圖7. 模型偏差的校正

    進行偏差校正后，控制器對模型的不準確不會過度靈敏，具有較好的魯棒性。在Profit Loop 中，MODELPV是沒有經過偏差校正的模型預測值，正常情況下，未校正的模型預測值，不管在時間和幅度上都應跟蹤實際的PV，如果響應出現了偏離，就應該進行調整。

    4.4   建立控制器，實現控制

    當模型預測值滿足要求后，在PKS系統中安裝運行，一旦計算出PV將來的運行軌跡，控制器就會采取相應的控制動作，促使過程的運行軌跡朝向控制目標，在這段時間，滾動計算以使PV值靠近SP值，減小控制器的偏差，如圖8所示：

 圖8. 控制步長內的偏差

    Profit Loop主要關注閉環回路響應時間之前的那部分運行軌跡，在用戶設定的閉環響應時間之前，其范圍控制(Range Control Algorithm )算法，以最小輸出（OP）移動，把PV拉回到SP。即用極小的控制動作來滿足控制的目標，因此相比其它的預測控制來說，魯棒性更好，對模型的精度要求也不高。  
 

圖9. 控制作用的滾動優化

    5  Profit Loop控制器的實施效果

    5.1 易于實施，便于維護

    在控制器不穩定或出現震蕩時，Profit Loop的 “一鍵式”性能比單參數整定，通過簡單地增加性能比值來減慢調節動作的速度，同時增加魯棒性。反之，如果調節器動作太慢，則可以通過減少性能比值來加速閉環調節器的響應。采用Profit Loop控制器，參數容易理解，整定簡單，耗時少。而PID控制器，則需要綜合考慮比例帶，積分時間和微分時間的作用，不容易整定，耗時長。

    5.2 質量指標得到提升

    Profit Loop投用后，控制器很好地克服了模型誤差、強耦合、多干擾、未知干擾等不良因素的影響，精餾塔達到了穩定運行、提高產品質量的效果。原來精餾塔靈敏板溫度波動較大，只能作為一個操作的參考變量，而現在成為一個生產指標，給進一步的優化打下了堅實的基礎。從表1-1可看出，TIC4644 自投用Profit Loop后，波動幅度大幅度減小。

    表1-1  C462控制效果對照表

圖10. TIC4644投用前后對照

    5.3 節能降耗，提高了經濟效益

    采用Profit Loop控制器，不僅降低了操作人員的勞動強度，使裝置運行平穩，提高了產品質量控制的一致性，還節約了蒸汽，提高了生產的經濟效益。如表1-2 2007年精餾塔C462蒸汽消耗表所示（表中未列月份，裝置處于半開車狀態），從10月份開始TIC4644模型的建立、控制器的安裝調試，10、11月份TIC4644控制器處于調試期間，12月份正式投用。

    表1-2  2007年精餾塔C462蒸汽消耗表

    作者簡介：

    趙寧，女，1973年生，工程師，現從事DCS管理工作。

    E-mail：lady_li@163.cnom 電話：08708664865

    地址：云南省水富縣云天化股份有限公司

    錢光燦，男，1958年生，工程師，現從事DCS管理工作。

    E-mail：qiangguangcan@yth.cn 電話：08708664885

    地址：云南省水富縣云天化股份有限公司

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