Modeling And Control Of Distillation Column In A Petroleum Process.docx

Modelado y Control de la columna de destilación en un Proceso de Petróleo Este artículo presenta un procedimiento de cálculo para el modelado y control de simulación de una columna de destilación condensado basado en el balance de energía (L - V) estructura. En este control, el caudal de reflujo L y la tasa de rehervida de V se utilizan como las entradas para el control de las salidas de la pureza de la sobrecarga destilado y la impureza de los productos de fondo. La simulación de modelos es importante para el proceso de análisis dinámico y el diseño inicial de la planta. En este trabajo, el modelado y la simulación se llevan a cabo más de tres fases: la modelo no linear básica de la planta, el orden completo modelo linealizado y el modelo lineal de orden reducido. El modelo lineal de orden reducido se utiliza entonces como el modelo de referencia para un control adaptativo modelo de referencia del sistema _MRAC_ para verificar la capacidad de aplicación de un controlador adaptativo convencional para una columna de destilación se trata de la perturbación y la falta de coincidencia modelo de planta como la influencia de los trastornos de alimentación de la planta. Introducción La destilación es el método de separación más popular e importante en las industrias del petróleo para la purificación de los productos finales. Las columnas de destilación se componen de varios componentes, cada uno de los cuales se utiliza, ya sea para transferir energía térmica o para mejorar la transferencia de masa. Una columna típica de destilación contiene una columna vertical donde se utilizan bandejas o placas para mejorar las separaciones de componentes, un rehervidor para proporcionar calor para la vaporización necesaria de la parte inferior de la columna, un condensador para enfriar y condensar el vapor de la parte superior de la columna y un reflujo drum to mantenga pulsado el vapor condensado de modo que el reflujo de líquido se puede reciclar de vuelta desde la parte superior de la columna. Cálculo de la columna de destilación en este documento se basa en un proyecto de petróleo real para construir una planta de procesamiento de gas para elevar el valor de utilidad de condensado. La capacidad nominal de la planta es de 130 000 toneladas de condensado en bruto por año sobre la base de 24 horas de funcionamiento al día y 350 días de trabajo al año. La calidad de los productos de salida es la pureza del destilado, xD, mayor que o igual a 98% y la impureza de los fondos, xB, menos / igual a 2%. Los datos básicos de alimentación de valores y sus composiciones actuales se basan en [1]. La mayoría de los sistemas de control, ya sea convencionales de destilación o avanzados, supongamos que la columna funciona a una presión constante. Las fluctuaciones de presión hacen que el control más difícil y reducen el rendimiento. La estructura de LV, que se llama estructura de balance de energía, puede ser considerado como la estructura de control estándar para una destilación de doble control de la composición. En esta estructura de control de la tasa de flujo de líquido L y el caudal de vapor V son las entradas de control. El objetivo del regulador es mantener el producto emite concentraciones xB y xD a pesar de la perturbación en el flujo F de alimentación y la cF concentración de la alimentación (Figura 1). Los objetivos de este trabajo son dos: en primer lugar, para presentar un procedimiento de cálculo teórico de una columna de condensado para la simulación y el análisis como paso inicial de un estudio de viabilidad del proyecto, y en segundo lugar, para el diseño del controlador: un modelo lineal de orden reducido se deriva de tal manera que mejor refleja la dinámica del proceso de destilación y se utiliza como el modelo de referencia para un sistema de modelo de referencia adaptativa _MRAC_ de control para verificar la capacidad de un controlador adaptativo convencional para un proceso de destilación se trata de la perturbación y la planta modelo desajuste como la influencia de las perturbaciones de alimentación. En este estudio, no se emplea la identificación del sistema ya que los experimentos que requieren una columna de destilación de bienes todavía no están implementadas todavía. Para que un modelo de proceso basado en la experimentación en un proceso real no se puede hacer. Un modelado matemático basado en leyes físicas se lleva a cabo en su lugar. Además, el modelo de controlador MRAC no es adecuado para el manejo de las restricciones del proceso en entradas y

salidas como se muestra en [2] para un control predictivo modelo de coordinador (MPC).En este trabajo, los cálculos y simulaciones se implementan utilizando MATLAB (versión 7.0) paquete de software. Modelo de Procesos y Simulación La alimentación se puede considerar como una mezcla de seudobinario Ligas (iso-butano, nbutano y propano) y naftas (iso-pentano, n-pentano, y los componentes más altos). La columna está diseñada con N = 14 bandejas. El modelo se simplifica agrupar algunos componentes juntos (pseudocomponentes) y modelización de la dinámica de la columna se basa en estos pseudocomponentes solamente [3]. Para la sección de alimentación, la presión de trabajo en la sección de alimentación se da en el 4,6 atm. La temperatura de alimentación para el precalentador es la temperatura a la que se establezca el equilibrio de fases es necesario. Consultar la curva de flash de equilibrio de vaporización (EFV) a 4,6 atm, se selecciona la temperatura de alimentación requerida a 118◦C correspondiente al punto del 42% de la velocidad de avance de fase de vapor VF. Para la sección de rectificación, la caída de presión típica por bandeja es 6,75 kPa. Por lo tanto, la presión en la sección superior es 4 atm. También consultar la tabla de Cox, la temperatura sección superior se determina a 46◦C.Entonces, se puede calcular el caudal de reflujo L a través de la ecuación de balance de energía. Para la sección de agotamiento, la presión base de la columna es aproximadamente la presión de la sección de alimentación (4,6 atm) debido a que la caída de presión en esta sección se descuida. Consultando la curva EFV y el diagrama de Cox, la temperatura de equilibrio en esta sección (4,6 atm) se determina a 144◦C. Entonces, podemos calcular el derecho calderín o el mariscal de campo de entrada de calor para aumentar la temperatura de la sección de separación de 118◦C a 144◦C. La Tabla 1 resume los datos calculados iniciales de los principales ríos de caudal de alimentación de entrada (condensado), salida de producto de cabeza destilado: (GLP) y producto de cola de salida (gasolina Raw). El boilup vapor V generada por la entrada de calor al rehervidor se calcula como [4]: V = (QB Bcb (TB - tF _) / λ (kmol / h), donde QB es la entrada de calor (kJ / h); B es la velocidad de flujo de producto de fondo (kg / h); cb es la capacidad de calor específico (kJ / kg · ◦C); tF es la temperatura de entrada (◦C); tf es la temperatura de salida (◦C); λ es el calor latente o el calor de vaporización (kJ / kg). El calor latente a cualquier temperatura se describe en términos del calor latente en el punto de ebullición normal [5] λ = γλB (T / TB), donde λ es la calor latente a la temperatura absoluta T en grados Rankine (◦R); λB es el calor latente de TB en el punto de ebullición normal absoluta en grados Rankine (◦R); y γ es el factor de corrección obtenido de la tabla empírica. Los principales parámetros de diseño para determinar la retención de líquido en la bandeja, la base de la columna y el tambor de reflujo se calculan en base principalmente en [6-8].

8 Velocidad de la fase de vapor está surgiendo en la columna ωn = C * sqrt ((? L - ρG) / ρG) (m / s), donde? L (kg / m3) es la densidad de la fase líquida; ρG (kg / M3_ es la densidad de la fase vapor; C es el factor de corrección en función caudales de los flujos de dos fases. El ω real de velocidad normalmente se selecciona en ω _ _0.80 - 0.85_ωn para el vapor parafínico. El diámetro de la columna se calcula sobre la fórmula: Dk _ _4Vm / 3600πω_m_, donde Vm _kmole / h_ es el flujo medio de vapor en la columna. El atraco en la base de la columna es MB _ _πHNBD2 k / 4_ _ρB / _MW_B_ _kmole_, donde HNB _m_ es el nivel de líquido de lo normal en la base de la columna; _MW_B Es el peso molar del producto de fondo _kg / kmole_;ρB es la densidad de la parte inferior del producto _kg / M3_. Del mismo modo, el atraco en cada bandeja ISM _ _0.95πhTD2 _kmole_ k / 4__ρT / _MW_T_, donde

TH es la profundidad media de líquido transparente en un _m_ bandeja; _MW_T Es el peso molar del atraco líquido sobre una bandeja _kg / kmole_; ρT es la densidad media de la retención de líquido en una bandeja _kg / M3_. Y el atraco en el reflujo drumMD _ 5_Lf _ _ Vf / 60 _kmole_, donde Lf es el reflujo _kmole caudal / h_; Vf es el destilado caudal _kmole / h_. La tasa de acumulación de material en un sistema es igual a la cantidad introducida y generada, menos el importe de salir y consumidos dentro del sistema. El modelo se simplifica bajo supuestos en _9_. (i) la volatilidad relativa constante a lo largo de la columna y la relación de equilibrio vaporlíquido se puede expresar por Xxxx donde x n es la concentración de líquido en la enésima etapa; y n es la concentración de vapor en la enésimaetapa; α es la volatilidad relativa. Ii _ _ El vapor superior se condensa totalmente. Iii _ _ Los atracos líquido en cada plato, el condensador y el rehervidor son constantes y perfectamente mezclado. _ _ Iv El atraco de vapor es insignificante en todo el sistema _ V _ Los caudales molares del vapor y el líquido a través de las secciones de desbroce y reparación son constantes. Bajo estos supuestos, el modelo dinámico se puede expresar por la siguiente X X X X Aunque el modelo se simplifica, la representación del sistema de destilación está todavía no lineales debido a la relación de equilibrio vapor-líquido entre Y y n x n en 2,1 _ _. La simulación proceso de destilación se realiza utilizando Matlab Simulink como se muestra en la Figura 2. El modelo dinámico está representado por un conjunto de 16 ecuaciones diferenciales no lineales di ff: 1 x _ x B es la concentración de líquido en la parte inferior; x 2 es la concentración de líquido en la primera bandeja, x 3 es la concentración de líquido en la segunda bandeja;. . .; X 15 es la concentración de líquido en la bandeja de 14o; yx16 _ x D es la concentración de líquido en el destilado. Si no hay perturbación en las condiciones de funcionamiento como se muestra en la Figura 3, el sistema es alcanzar el estado estacionario de tal manera que la pureza del producto destilado x D es igual a 0,9654 y la impureza del producto de colas x es igual a 0,0375 B. Tabla 2 indica los valores de estado estacionario de concentración de x e y n n en cada bandeja. Dado que la corriente de alimentación depende de los procesos anteriores, los cambios de la corriente de alimentación pueden ser consideradas como trastornos, incluyendo el cambio en las tasas de flujo de alimentación y composiciones de pienso. Simulaciones con estas perturbaciones indican que la calidad de los productos de salida empeora si las perturbaciones superan algunas de ciertos rangos, como se muestra en la Tabla 3. El sistema diseñado no logra el objetivo operacional de la calidad del producto _ x D ≥ 0. 98 y B x ≤ 0. 02 _ y la calidad del producto empeorará tratar con perturbaciones. xxx Por lo tanto vamos a utilizar un controlador MRAC-adaptativa a tomar el sistema de estas salidas SteadyState dex D _ 0. 9654 y x B _ 0. 0375 a las metas de producción deseadas.

Linearization of the Distillation Process

Con el fin de obtener un modelo de control lineal para este sistema no lineal, se supone que las variables sólo se desvían ligeramente de algunas condiciones de funcionamiento [10]. Entonces la ecuación no lineal en (2.1) se puede ampliar en una serie de Taylor. Si la variación XN-x n es pequeño, podemos descuidar los términos de orden superior en xn-xn. La linealización de la columna de destilación conduce a un modelo lineal de orden 16a en forma de espacio de estado: