主题：【原创】化工过程控制的实践 -- 润树

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。

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%。