17 14 diseño estrategias control torre desbutanizadora ... · pdf filediseño de...

Gerencia de Procesamiento de Gas Occidente

DISEÑO DE ESTRATEGIA DE CONTROL AVANZADO PARA MINIMIZAR LOS

EFECTOS PERTURBADORES SOBRE LA CALIDAD DE LOS PRODUCTOS

FRACCIONADOS EN UNA TORRE DESBUTANIZADORA

AÑO

2010

Autores: Msc. Keyla Guerra Bracho

Msc. Roberto Paz

Gerencia: Procesamiento de Gas Occidente

2 DISEÑO DE ESTRATEGIAS DE CONTROL AVANZADO PARA MINIMIZAR LOS EFECTOS PERTURBADORES SOBRE LA CALIDAD DE LOS PRODUCTOS FRACCIONADOS EN UNA TORRE DESBUTANIZADORA


RESUMEN

El objetivo de esta investigación fue diseñar una estrategia de control

avanzado que permitiera controlar la calidad de los productos de tope y de

fondo de la Torre Desbutanizadora V-303 de la Planta de Fraccionamiento

Bajo Grande, ante perturbaciones de flujo y temperatura en la corriente de

alimentación a la torre, considerando la nueva caracterización del LGN

proveniente del Complejo Criogénico de Occidente CCO, esta nueva

composición de gas entrará a la planta Bajo Grande una vez sea puesto en

servicio el Complejo. El proceso de recolección de data se obtuvo a través de

la herramienta de simulación de procesos Hysys Versión 3.2 en estado

estático para conocer la caracterización del gas y en estado dinámico para la

obtención de la data puesto que el CCO está actualmente en fase de

ingeniería. Se realizaron perturbaciones tipo escalón a lazo abierto y con la

data generada y utilizando Identificación de Sistemas del Matlab Versión 7.0,

se obtuvo después de análisis de estabilidad de los sistemas de control, las

ecuaciones de transferencias en el dominio de La Place para cada uno de los

casos en estudio. Se diseñaron algunas estrategias de control avanzado en

diagrama de bloques que representadas en el Simulink de Matlab permitieron

hacer una comparación de las respuestas obtenidas desde un Control PI,

Control en cascada con PID hasta Feedfoward con perturbaciones de flujo y

temperatura a la entrada y se mantuvieron las referencias o setpoints tanto

en tope como en fondo, se seleccionó el control por adelanto como la

estrategia de control avanzado que produjo una mejor y mas rápida

respuesta ante las perturbaciones analizadas y que permitió mantener los

controles de temperatura en tope y fondo para obtener dentro de los

parámetros la calidad de los butanos y gasolina natural que se exige.



INTRODUCCION

PDVSA Gas enmarcada en los proyectos de crecimiento, aumento de

producción y desarrollo social con una visión hoy en día mas socialista, esta

apalancando en el Occidente del País la Ingeniería y Construcción del

Complejo Criogénico de Occidente (CCO) que viene a sustituir plantas

obsoletas por una planta con tecnología de punta y con capacidad de

procesamiento de 950 MMFSCD de gas para recuperar el 98 % de Etano de

la corriente de alimentación a la planta.

La capacidad de fraccionamiento de los líquidos del gas natural LGN en el

CCO será de 35000 BPD y la producción por diseño será de 60000 BPD por

dicho motivo el excedente de producción que no podrá procesar el complejo

será enviado a las plantas de fraccionamiento ULE y Bajo Grande, 18000

BPD y 7000 BPD respectivamente. En este sentido, se requiere analizar bajo

la nueva caracterización del LGN de alimentación el comportamiento

producto del nuevo esquema de operación al proceso existente en cada una

de las plantas, entre ellas se encuentra el objetivo de esta investigación que

es definir la estrategia de control avanzado que mejor se adapte a las nuevas

condiciones del proceso de la torre desbutanizadora V-303 de la Planta GLP

Bajo Grande, debido a que en todo proceso siempre hay perturbaciones es

necesario definir cuales son las que mas pudieran afectar a dicha columna y

proponer la mejor estrategia para controlar el proceso.

Se presentarán los resultados y el cumplimiento de cada uno de los

objetivos; primeramente se analiza el proceso para determinar cuales son las

variables asociadas al mismo que ocasionan perturbaciones, luego se simuló

el proceso en estado estacionario y dinámico para obtener la data del

proceso en función de las variables perturbadas y controladas, en la tercera

fase se identificó la data obtenida en la fase anterior para obtener un modelo

matemático representativo de cada caso en estudio, para ello se utilizó el

modelo ARX, JB y balance de masa y energía, partiendo de cada una de las



ecuaciones de transferencia calculadas se diseñaron algunas estrategias de

control avanzado para finalmente seleccionar la que mejor se adaptó al

proceso estudiado.

Con el estudio realizado se logró generar data y observar el

comportamiento de un proceso que funcionará a futuro para prever, diseñar y

desarrollar con anticipación las estrategias de control avanzado que

permitirán mantener los estándares de calidad de los productos que se

fraccionen, se logró mediante técnicas de identificación de sistemas, modelar

la data obtenida y producir modelos o ecuaciones matemáticas adaptadas a

cada uno de los casos en estudio y finalmente se diseñaron algunas

estrategias de control avanzado que condujeron a la selección de la mejor.

METODOLOGÍA DE LA INVESTIGACIÓN La metodología de este trabajo de investigación se estructuró en cinco

fases que involucran diversas actividades con el propósito de alcanzar cada

uno de los objetivos específicos y, por consiguiente, el objetivo general. Se

consideró la estructura secuencial desarrollada por Querales (1999), sin

embargo, el autor orientó cada fase a las condiciones de la instalación objeto

de estudio.

A continuación se describen cada una de las fases:

FASE I: Definir las variables asociadas al proceso que perturban la

Calidad de los Productos.

Se identificará con el Diagrama de Flujo de Procesos PFD y con la

filosofía de operación de la torre desbutanizadora V-303 del manual de

operación de la planta de Fraccionamiento GLP Bajo Grande, las variables

asociadas al proceso que mayor influencia tenga sobre la perturbación en la

calidad de los productos tanto de tope (butanos) como de fondo (gasolina

natural), para plantear los posibles esquemas y afectaciones mas criticas al

proceso.



FASE II: Obtener la data del proceso en estado dinámico mediante un

simulador.

En esta fase se simulará a través del paquete computacional Hysys V. 3.2

el comportamiento del proceso ante las perturbaciones encontradas en la

fase anterior, para cada uno de los casos en estudio, introduciendo

perturbaciones tipo escalón a lazo abierto y considerando un proceso

dinámico, la data se almacenará en forma continua.

FASE III: Obtener las ecuaciones matemáticas del proceso mediante la

identificación de los sistemas.

Con la data obtenida en la fase anterior, se utilizarán técnicas de

identificación de sistemas para obtener el modelo matemático representado

por ecuaciones de transferencia en el dominio de la place para cada caso en

estudio, hasta obtener una ecuación que represente la respuesta de la

variable ante una perturbación definida.

FASE IV: Diseñar estrategias de control avanzado que se adapten al

proceso.

Se diseñará las diferentes estrategias de control a través del uso de

diagramas de bloque y luego serán desarrollados en Matlab Versión 7.0.1

para realizar los ajustes de los controladores, partiendo de las ecuaciones de

transferencia encontradas en la fase anterior.

FASE V: Selección de la estrategia de control avanzado que garantice la

estabilidad del sistema.

De las diferentes respuestas obtenidas para cada tipo de controlador, se

evaluará y seleccionará aquella que ofrezca la mejor y más rápida respuesta

ante perturbaciones en el proceso y por ende menor tiempo muerto.



PLANTEAMIENTO DEL PROBLEMA EL PROBLEMA Venezuela es un país energético, rico por poseer una de las principales

explotaciones petroleras y de gas a nivel mundial, en este sentido se ha

aprovechado en gran medida el gas natural proveniente de los yacimientos

petrolíferos que es enviado a las Estaciones de Flujo para separarse del

Crudo y luego es procesado en las Plantas Compresoras y Extractoras para

obtener los diferentes productos del Gas Natural, tales como Metano, Etano,

Propano, Butano y Gasolina Natural.

Actualmente, las plantas de procesamiento de LGN en Occidente son

Lamar liquido, Lama Proceso, LGN I/II del Complejo Ana María Campos, Tía

Juana 2 y Tía Juana 3, ellas extraen los componentes del gas natural que

representan la materia prima para las Plantas de Fraccionamiento GLP Bajo

Grande y ULE. Es aquí donde a través de procesos de destilación se

separan los líquidos del gas natural LGN en diferentes productos como lo son

Propano, Butano, Normal Butano, Iso Butano y Gasolina Natural que luego

son distribuidos tanto a los mercados nacionales como internacionales.

Hoy en día, PDVSA GAS lideriza el proyecto Complejo Criogénico de

Occidente CCO que reemplazará 5 de las plantas de extracción de LGN

mencionadas anteriormente a excepción de Lama Proceso, impulsando con

ello tecnología de punta para la recuperación del 98 por ciento de etano en la

corriente de LGN que alimentará al Complejo CCO.

En este sentido la alimentación de Bajo Grande provendrá de las plantas

Lama Procesos y CCO, cambiando el esquema anterior en el que el LGN era

suministrado por medio de gasoductos de las plantas Lamarlíquido, Lama

Procesos y LGN I/II del Complejo Ana María Campos.

En la Planta Bajo Grande se realiza la separación del LGN en un tren de

Fraccionamiento conocido como Área 300, luego se realiza su

almacenamiento en tanques refrigerados y de techo flotante de acuerdo a las

características de cada producto llamado Área 500, para posteriormente ser



despachado mediante el Muelle de carga o Área 600, llenadero de camiones

y Pequiven siendo su capacidad de procesamiento de diseño de 25.600 bbl

por día.

Para lograr dicha producción la Planta cuenta con varias columnas de

destilación que se encargan de fraccionar el LGN y una de las columnas del

proceso de fraccionamiento es la torre Desbutanizadora cuyo objetivo es

separar la mezcla de butanos de los componentes más pesados que

conforman el producto denominado gasolina natural. Los butanos son

utilizados en PDVSA para permitir el envío de crudo por tuberías de gran

diámetro y longitud y la gasolina natural es procesada en las refinerías de

nuestro país para luego ser convertida en la gasolina que nuestros vehículos

y todo los sistemas de transporte necesitan para desplazarse de un lugar a

otro, en todo el territorio tanto nacional como internacional.

Por los cambios operacionales a los que se hace mención se hace

necesario evaluar los efectos perturbadores que pudieran afectar la calidad

de los productos tanto de tope (Butanos) como de Fondo (Gasolina Natural)

en la torre Desbutanizadora y la filosofía de operación y control del proceso

de separación puesto que cambiará la composición de la corriente del LGN

de alimentación a la planta cuando entre en servicio el Complejo Criogénico

de Occidente. Es por ello, que esta investigación se desarrollará según la

teoría de controles modernos y avanzados.

Los productos obtenidos en dicha torre deben cumplir con estándares de

calidad que permitan ser despachados hacia los diferentes mercados, puesto

que dichos márgenes fuera de rango limitan la compra de los productos o la

baja de su precio puesto que el cliente deberá por sus propios medios

corregir las desviaciones encontradas, así como también, se ven afectados

los costos de producción porque un producto fuera de especificación si es

detectado a tiempo debe ser enviado en lo posible a la etapa anterior de la

cadena o del tren de fraccionamiento para volver a ser tratado.



Por lo anteriormente expuesto, en el trabajo que a diario hace el Ingeniero

de Control y de Procesos de dichas plantas en conjunto con el personal de

Operaciones es mantener los parámetros operacionales de las columnas y

de sus equipos asociados, así como, la revisión y análisis continuo de la

cromatografía de los productos fraccionados para tomar las acciones

correctivas generalmente accionadas en forma manual para asegurar la

calidad de los productos y evitar pérdidas económicas. Es por ello que se

hace necesario diseñar una estrategia de control avanzado capaz de

minimizar los efectos que ocasionan perturbaciones a la calidad de los

productos que se obtienen de la Torre V- 303. A sabiendas de que la

estabilidad de las variables del proceso de cualquier planta de producción en

sus valores correctos contribuye a la optimización de las materias primas, de

la energía y al incremento de producción, lo cual contribuye a hacerla más

competitiva y rentable. Una acertada estrategia del control avanzado para

esas variables se convierte, sin duda, en uno de los factores fundamentales

en la consecución de tales beneficios.



OBJETIVOS

OBJETIVO GENERAL

Diseñar la estrategia de control avanzado para minimizar los Efectos

Perturbadores sobre la Calidad de los Productos Fraccionados en una Torre

Desbutanizadora.

OBJETIVOS ESPECÍFICOS

• Definir las variables asociadas al proceso que perturban la Calidad de

los Productos.

• Obtener la data del proceso en estado dinámico mediante un

simulador.

• Obtener las ecuaciones matemáticas del proceso mediante la

identificación de los sistemas.

• Diseñar estrategias de control avanzado que se adapten al proceso.

• Seleccionar la estrategia de control avanzado que garantice la

estabilidad del sistema.



RESULTADOS Y ANALISIS

FASE I: DEFINIR LAS VARIABLES ASOCIADAS AL PROCESO QUE

PERTURBAN LA CALIDAD DE LOS PRODUCTOS

En la figura 1 se puede apreciar el Diagrama de flujo de proceso del

sistema desbutanizador cuando entre en operación el CCO y en él se

observan los siguientes lazos de control:

LV-309 A/B, LC-309 y LT-309 control de nivel de la gasolina

desbutanizada en el rehervidor E-304, mediante el accionamiento de las

válvulas LV-309 A/B, ubicadas después de los intercambiadores E-301 A/B,

las cuales serán accionadas utilizando el controlador LC-309, de acuerdo a la

posición del interruptor LSW-309; si la posición del interruptor está en SW

309 A se dirigirá el flujo de la gasolina mediante las válvulas antes

mencionadas hacia el depósito de gasolina, pero antes intercambia calor con

el LGN a la entrada de la planta en los E-301, si el interruptor está en

posición SW 309 B, entonces el producto va a reproceso.



Fuente: Ingeniería Básica Feed 98% CCO Figura 1. Diagrama de Flujo de Procesos del Proceso Desbutanizador



FV-329, FIC-329, FRC-329, FT-329, TIC-329, TT-329 control de la

temperatura del fondo en la torre desbutanizadora: mediante un sistema de

controladores en cascada, uno principal TIC-329 y otro esclavo, que recibe

del primero el punto de ajuste definido como TRC-329 y el cual acciona la

válvula de control FV-329. Opcionalmente existe un selector manual SW-329

que permite escoger el control antes descrito u otro que se realiza mediante

otro controlador local de flujo FIC-329 y completamente independiente del

primero.

TIC-309, TT-309, FV-309, FIC-309 y FT-309 control de reflujo en la torre

desbutanizadora: la relación de flujo entre la gasolina desbutanizada y el

proveniente del acumulador de reflujo V-304, se obtiene a través de las

mediciones FT-306 y FT-309 de alimentación y reflujo respectivamente,

controlando el flujo proveniente del V-302 mediante la válvula FV-304

actuada por el controlador FRC-304. Opcionalmente existe la posibilidad de

regular la válvula FV-304 directamente en función del flujo desbutanizado,

seleccionando mediante el selector SW-309 la señal de flujo proveniente del

FT-309. El controlador FIC-309 puede actuar como esclavo en cascada con

el TIC-309 el cual tiene ajustado el valor de operación de la temperatura del

tope de la torre, el controlador FIC-309 también puede operar de forma

independiente si así lo decide el operador.

PV-306 A, PRC-306 y PT-306 control de presión de la torre

desbutanizadora: este se realiza a través de la válvula de control PV-306 A,

ubicada en la línea de descarga hacia los tanques de reproceso V305-4 y 5.

Dicha válvula esta actuada mediante un controlador de presión PRC-306 que

recibe del proceso la señal de presión a través de un transmisor de presión

PT-306. Adicionalmente, la misma señal de transmisor de presión PT-306

sirve para regular la presión de almacenaje de butano en el S-502

dependiendo de la presión en la torre V-303, a través de la Válvula PV 306B.



En el cuadro 1 se muestra la tabla resumen de los actuales y hasta ahora

considerados futuros controles que posee la torre desbutanizadora, donde

principalmente se observan que los mismos pueden ser independientes y

que pueden ser operados mediante ajustes manuales para su

funcionamiento.

Cuadro 1 Punto de ajuste de los controladores de la torre desbutanizadora

TAG Función Instrumento

Funcionamiento Valor de operación normal

PRC-306

PIC-306

Indica, registra y controla la presión

en la torre desbutanizadora

Local / Automático 80 psig

LC-309 Control de nivel

en el rehervidor E-304

Local / Automático 14”

FC-309

Indica, registra y controla el reflujo

hacia el desbutanizador V-

303

Local / Automático Recibe punto de

ajuste del TIC-309

FC-329

Indica, registra y controla el flujo de aceite caliente en el rehervidor E-304 (lado tubo)

Local a la salida del E-304/ Automático

Recibe punto de ajuste del TIC-329

Fuente Manual de Operaciones de la Planta GLP Bajo Grande

Ahora bien, esta investigación lo que busca es controlar las variables

necesarias para mantener las temperaturas de tope y fondo en condiciones

normales de operación, ya que éstas a su vez garantizan la calidad de

ambos productos (C4+ mezcla de butanos en el tope y C5+ gasolina natural

en el fondo), se observa que son varias las perturbaciones que pudieran

afectar la calidad de los productos, entre ellas el flujo y temperatura de



alimentación, la caracterización del gas de entrada y variaciones en la

presión de la torre.

Otra consideración muy importante es el análisis del proceso a cambios en

la composición de la corriente de LGN de alimentación a la planta, sin

embargo se sabe que en procesos donde es necesario hacer correcciones

que dependen de análisis cromatográfico en línea el tiempo de respuesta es

muy lento, por ello no se tomará en cuenta esta perturbación para el análisis

y solución de la problemática. Adicionalmente ante cambios bruscos de

presión la columna de destilación tiene sus protecciones (PRC-306) por

valores de presión fuera del rango de operación normal de la misma, por lo

que esta variable también es descartada.

Aunado a esto, registros históricos de cromatografías realizadas en el

Laboratorio de la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande muestran que

varias veces en el mes es detectado producto tanto de tope butanos C4+

como de fondo gasolina natural C5+ fuera de especificación, sin

determinarse exactamente cuál es la causante que dicha anomalía ocurra y

repercute en el reproceso de producto que no está dentro de los límites

permisibles para su comercialización.

Para esto se analizarán diferentes escenarios para observar el

comportamiento de las temperaturas de tope y fondo, de las válvulas

controladoras de aceite caliente y reflujo de tope, a través de los siguientes

casos de estudio:

• Evaluación de la perturbación tipo escalón de la temperatura en la

corriente de alimentación con respecto a la temperatura de tope de la

columna.

• Evaluación de la perturbación tipo escalón del flujo en la corriente de

alimentación con respecto a la temperatura de tope de la columna.



• Evaluación de la perturbación tipo escalón del flujo en la corriente de

alimentación con respecto a la temperatura de fondo de la columna.

• Evaluación de la perturbación tipo escalón la temperatura en la corriente

de alimentación con respecto a la temperatura de fondo de la columna.

• Evaluación de la perturbación tipo escalón del flujo de reflujo con

respecto a la temperatura de tope de la columna.

• Evaluación de la perturbación tipo escalón del flujo de aceite en el

rehervidor con respecto a la temperatura de fondo de la columna.

• Evaluación del control de la válvula de reflujo del tope de la torre V-303.

• Evaluación del control de la válvula de flujo de aceite caliente del

rehervidor E-304.

2. FASE II. OBTENER LA DATA DEL PROCESO EN ESTADO DINÁMICO

MEDIANTE UN SIMULADOR

Para la obtención de la data necesaria para desarrollar los modelos

matemáticos se utilizó el paquete de simulación de procesos Hysys, puesto

que el objetivo de la investigación es diseñar una estrategia de control

avanzado en la columna V-303 cuando el CCO esté en operación y alimente

a la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande, la data real no puede ser

obtenida en estos momentos.

En esta fase se simularon todos los escenarios planteados en la fase

anterior en estado dinámico. Toda la data obtenida fue registrada en

intervalos de tiempo constantes para todos los escenarios y fue almacenada

en archivos Excel, la misma se utilizará para encontrar las ecuaciones de

transferencia de cada uno de los escenarios a estudiar.



Primeramente se creó un caso nuevo en el software ASPEN HYSYS 2006,

luego se fueron seleccionando los componentes a utilizarse en el simulation

Basis Manager, seguidamente se escogen los componentes presentes en la

corriente de LGN y Condensados provenientes del CCO que serán según la

ingeniería básica 13000 bls de LGN, 3420 de condensados y 6000 bls

provenientes de la planta de extracción de LGN Lama Procesos. Con las

composiciones de las corrientes de gas a la entrada de la Planta de

Fraccionamiento Bajo Grande que son Lama Proceso, LGN del CCO y

condensados del CCO, se simuló en estado estacionario para conocer la

caracterización del gas a la entrada de la torre desbutanizadora, puesto que

aguas arriba de ella ya se realizó el fraccionamiento del propano C3, la

corriente que finalmente llega a la columna en estudio contiene C4+.

En la ventana de fluid package se seleccionó el modelo termodinámico,

para esta investigación se usó el SRK por ser uno de los modelos mas

usados para la simulación de procesos de fraccionamiento de LGN. Luego se

construyó el proceso de la planta de Fraccionamiento Bajo Grande

insertando todos los equipos involucrados en el sistema tales como:

columnas de separación, enfriadores, rehervidores, torres de reflujo.

Partiendo de esa simulación en estado estático se obtuvo la

caracterización del gas a la entrada de la columna desbutanizadora y con

esta información se construyo el proceso de la torre V-303.

Una vez establecidas todas las condiciones básicas del proceso se

procede a simular cada uno de los escenarios explicados en la fase I; para

ello se determina primeramente la variable perturbadora y la variable

perturbada.

Se crean las Bases de Datos para almacenar la data referente a las

simulaciones de cada uno de los escenarios por separado. Se observa que

se generarán dos archivos uno de caudal o flujo de alimentación que será la

variable perturbadora y otro archivo con la temperatura de tope que será la



variable perturbada, ambas datas generadas y almacenadas en esta base de

datos estarán relacionadas con la misma escala de tiempo.

La simulación se realizó en estado dinámico, es decir, que las condiciones

del proceso fueron alteradas, modificadas y registradas continuamente para

hacerlo lo más parecido a la realidad, para ello se seleccionó el icono

referente a hacer cambios del asistente Dinámico.

Se establecieron los tiempos de inicio y fin para que de manera

automática se registren los datos generados por el simulador en un intervalo

de tiempo definido y los valores son almacenados en las bases de datos y

son exportados a un archivo Excel que servirán de insumo para identificar

cada uno de los sistemas en la próxima fase.

3. FASE III OBTENER LAS ECUACIONES MATEMÁTICAS DEL

PROCESO MEDIANTE LA IDENTIFICACIÓN DE LOS SISTEMAS.

Después de obtenida toda la data de las diferentes simulaciones se

procedió a utilizar el MATLAB para obtener la representación del modelo en

ecuaciones de transferencia para cada caso en estudio. Se mostrará

solamente el paso a paso del Caso 1 ya que se usó el mismo procedimiento

hasta el Caso 5.

3.1. CASO 1 ESTIMACIÓN DEL MODELO DINÁMICO PERTURBANDO LA

TEMPERATURA DE ALIMENTACIÓN Y VALIDANDO EL

COMPORTAMIENTO DE LA TEMPERATURA EN EL TOPE DE LA TORRE

V-303.



Utilizando la herramienta de simulación ident, se obtuvo la mejor

representación usando el modelo paramétrico arx cuyos parámetros

obtenidos fueron (4 4 1).

La siguiente gráfica compara las entradas tipo escalón que se introdujeron

en la variable manipulada: temperatura de alimentación y la salida

representada por el comportamiento de la temperatura en el tope.

Fuente Autor 2009

Figura 2 Gráfica Entrada y Salida de las señales

La mejor representación de los modelos aplicados se aprecia en la figura 3

con un 80% de aproximación a la data real.



Fuente Autor 2009 Figura 3 Aproximación del modelo ARX

También se hizo la simulación utilizando los siguientes comandos del

Matlab:

load c:\ttopetalim.prn

y1=ttopetalim(:,2);u1=ttopetalim(:,1);

z1=[y1(1:180) u1(1:180)];z2=[y1(181:360) u1(181:360)];

idplot (z1);

La figura 4 muestra la gráfica de los valores de entrada: temperatura de

alimentación denominado u1 y los valores de la salida: temperatura de tope

denominado con la letra y1, dicha gráfica presenta un comportamiento similar

a la gráfica que se obtuvo con la herramienta ident.



Fuente Autor 2009 Figura 4 Gráfica de Entrada y Salida de las señales

z1d=detrend(z1);z2d=detrend(z2);

%Se utilizaron los valores obtenidos con el ident

th=arx(z1d,[4 4 1]);

th=arx(z2d,[4 4 1]);

y=detrend(y1(181:360));u=detrend(u1(181:360));yh=idsim(u,th);plot([yh y]);

present(th);

Discrete-time IDPOLY model: A(q)y(t) = B(q)u(t) + e(t)

A(q) = 1 - 1.742 (+-0.07497) q^-1 + 1.074 (+-0.1482) q^-2 - 0.4148 ( +-

0.1419) q^-3 + 0.12 (+-0.06283) q^-4

B(q) = 0.0341 (+-0.0002158) q^-1 - 0.02855 (+-0.002556) q^-2

+ 0.01045 (+-0.003224) q^-3 - 0.005209 (+-0.002395) q^-4



Fuente Autor 2009 Figura 5 Validación de la Data

[NUMd,DENd]=th2tf(th)

NUMd =

0 0.0341 -0.0285 0.0104 -0.0052

DENd =

1.0000 -1.7422 1.0744 -0.4148 0.1200

[NUMc,DENc]=d2cm([0 0.0341 -0.0285 0.0104 -0.0052],[1 -1.7422 1.0744

-0.4148 0.12],15,'zoh')

NUMc =

0 0.0025 0.0003 0.0000 0.0000

DENc =

1.0000 0.1414 0.0151 0.0004 0.0000

f=tf(NUMc,DENc)

Transfer function:



L NTxi NTh NT

M Bxi Bh B

Bxi Bh B

V NT+1yi Nt+1H Nt+1

F ST S

T SS

Fondo de la Torre V-319

0.002461 s^3 + 0.0003103 s^2 + 3.531e-005 s + 6.766e-007

-----------------------------------------------------------------------------------

s^4 + 0.1414 s^3 + 0.01514 s^2 + 0.0003999 s + 2.343e-00

3.6. CASO 6 PROGRAMA PARA LA ESTIMACIÓN DE LA ECUACIÓN DE TRANSFERENCIA DEL FLUJO DE ACEITE DEL REHERVIDOR E-304 CON RESPECTO A LA TEMPERATURA DE FONDO DE LA TORRE V-303.

Realizando un balance de masa y energía en el fondo de la torre V-303 y

despreciando la dinámica del rehervidor E-304 (ver Figura 55), se obtiene:

Fuente Corripio (1991)

Figura 6 Variables a considerar en el balance de masa y energía de una columna de destilación



][11 SSSSSNTNTBNTNTB

B TTCpFHVBhhLdt

dhM −+−−= ++

(1)

Suponiendo ∫= CpTdTh y tomando Tref=0.

][11 SSSSSNTNTBBNTNTNTB

BB TTCpFVTBCpTCpLdt

dTCpM −+−−= ++ λ

(2)

Normalizando la ecuación (2), tenemos:

BM B

p =τ (2.1)

B

NTNT

BCpLCp

Kp =1

(2.2)

B

NT

BCpKp 1

2+=

λ

(2.3)

B

SSSS

BCpTTCp

Kp][

3−

= (2.4)

Luego, tenemos:

SNTNTBB

p FKpVKpTKpTdt

dT3121 +−=+ +τ

(3)

La ecuación que se necesita es la temperatura del fondo con respecto al

flujo de aceite caliente, )()(

SFST

S

B

, por lo tanto:



SBB

p FKpTdt

dT3=+τ

(4)

Aplicando Laplace a la ecuación (4), tenemos que:

1)()( 3

+=

SKp

SFST

pS

B

τ ( 5)

Donde la constante de tiempo está representada en la ecuación (2.1) y la

ganancia del proceso está representada por la ecuación (2.4).

Y en donde:

MB: es el hold-up de líquido en el fondo de la torre (1314 lbmol).

B: Flujo molar del producto de fondo de la torre (450,6 lbmol/h).

CpB: Calor especifico del producto de fondo de la torre (54,48

BTU/lbmol°F).

CpS: Calor especifico del aceite (153,4 BTU/lbmol°F).

TS: Temperatura de entrada del aceite (400 °F).

TSS: Temperatura de salida del aceite (300 °F).

Todos los valores para el cálculo de los parámetros fueron obtenidos de la

simulación del diseño del proceso de la torre desbutanizadora. Sustituyendo

cada uno de ellos tenemos y realizando los cálculos:

12916.06212.0

)()(

+=

°SBPDF

FT

S

B (6)

La ecuación representa la función de transferencia de la temperatura del

fondo (TB) con respecto al flujo de aceite al rehervidor de la torre V-303



3.7. CASO 7 CÁLCULO DE LA ECUACIÓN DE TRANSFERENCIA DE LA VÁLVULA DE CONTROL DE FLUJO 33FV – 309 DE 4” PARA EL CONTROL DEL CAUDAL DE REFLUJO DE LA TORRE V-303.

Considerando la información suministrada por los representantes de

válvulas Fisher quienes usaron la aplicación para la especificación de

válvulas de control Perfomance, se obtuvo los siguientes datos:

6796.0min119.0

40224max

===

=Δ=

fluidoecificadelravedadespGvastagodelcarreradetiempots

psigPCV

Ganancia de la válvula de control:

75.17186796,040*224* =≡=≡

Δ= KvKv

GespPCvKv

Calculada la ganancia se sustituye en la función de transferencia, según

lo planteado por Corripio (1991).

1119.075.1781

1 +=≡

+=

sGv

tsKvGv



3.8. CASO 8 CÁLCULO DE LA ECUACIÓN DE TRANSFERENCIA DE LA VÁLVULA DE CONTROL DE FLUJO 33FV – 329 DE 6” PARA EL CONTROL DE ACEITE EN EL REHERVIDOR E-304

Datos de la válvula de control y proceso:

6796.0min153.0

40170max

32lub ===

=Δ=

puroaceiteespGvastagodelcarreradetiempots

psigPCV

Ganancia de la válvula de control:

13.13046796.040*170* =≡=≡

Δ= KvKv

GespPCvKv

Sustitución de la ganancia en la función de transferencia:

1153.013.1304

1 +=≡

+=

sGv

tsKvGv

Una vez identificado los sistemas de los casos estudiados, se presenta un

cuadro resumen que muestra todas las ecuaciones de transferencias

obtenidas.



Cuadro 2 Funciones de Transferencia que representan la dinámica del Proceso de la Torre V-303

Variables Ecuaciones

Temperatura del Tope con respecto a la Temperatura

de Alimentación (°F/°F) 1170646160350426803

28.0151321050234

23

+++++++

sssSsss

Temperatura del Tope con respecto al Flujo de

Alimentación (°F/BPD) 114618881212045496

3623342751234

23

+++++++

sssSsss

Temperatura de Fondo con respecto al Flujo de

Alimentación (°F/BPD) 17.23257.3153

0041.00592.02 ++−

sSs

Temperatura de Fondo con respecto a la Temperatura

de Alimentación (°F/°F) 13561095165797881057

23.039.578.035.357234

23

++++++−

sssSsss

Temperatura del Tope con respecto al Flujo de Reflujo

(°F/BPD) 1213,701,17228,958,10676,0

122,653,512,12536,56586,62345

234

+++++−−−−−

sssssssss

Temperatura del Fondo con respecto al Flujo de Aceite

al Rehervidor (°F/BPD) 12916.0

6212.0+S

Flujo de Reflujo con respecto a intensidad de

corriente (BPD/mA) 1119.0

75.1781+S

Flujo de Aceite con respecto a intensidad de

corriente (BPD/mA) 1153.0

13.1304+S

Fuente: Autor 2008



4. FASE IV. DISEÑAR ESTRATEGIAS DE CONTROL AVANZADO QUE SE ADAPTEN AL PROCESO.

En esta sección se mostrará las estrategias propuestas que pueden

proporcionar el control de proceso, es decir, operar de una manera óptima la

torre desbutanizadora V-303.

4.1. DISEÑO DE ESTRATEGIAS DE CONTROL PARA EL FONDO DE LA COLUMNA

Los sistemas de control propuestos para el control de la calidad del

producto en el fondo de la columna se presentarán a continuación.

4.1.1 CONTROL EN CASCADA DE LA TEMPERATURA DE FONDO CON EL FLUJO DE ACEITE CALIENTE DEL REHERVIDOR E-304.

Esta estrategia lo que pretende es calcular un control en cascada donde

un control de temperatura ajustado en 210°F le envíe la señal a un control de

flujo de aceite caliente para manipular la válvula FV-329, utilizando un control

en automático y no en manual como está siendo usado actualmente en la

planta de fraccionamiento Bajo Grande.

Para el diagrama de bloques de la figura 60 se incluyó la función de

transferencia del proceso relacionada con la variación de la temperatura de

fondo con respecto al flujo de aceite del rehervidor.

12916,06212,0)(

+=

ssvidorGválvreher



Para obtener los parámetros del Controlador PID2, se utiliza el criterio de

Ziegler Nichols. Si se toma la curva S de la respuesta del sistema en lazo

cerrado se obtiene un tiempo de retardo L=0,14 y una constante de tiempo

ζ=0,685, por lo tanto, a partir de las ecuaciones de Ziegler Nichols se

obtiene:

87,514,0685,0*2,1*2,1 ===

LK p

τ

97,10*2

==L

KK p

i

41,0)*5,0( == LKK pd

Sin embargo estos valores fueron depurados para obtener una mejor

respuesta, obteniéndose finalmente.

Kp=7

Ki=12

Kd=0,75

Introduciendo estos parámetros en el PID2 la respuesta al proceso se

estabiliza en menos de dos segundos y en 210°F, con esto se logró un buen

entonamiento al lazo, como se puede apreciar en la Figura 7.



Fuente Autor (2009)

Figura 7 Respuesta del control en cascada para el Control de flujo en fondo de la Columna V-303

4.1.3. CONTROL FEED FOWARD EN EL FONDO DE LA COLUMNA CON EL FLUJO DE ALIMENTACIÓN COMO PERTURBACIÓN

Se quiere evaluar un control por adelanto para contrarrestar el efecto de

cambio de la temperatura de fondo cuando ocurre una perturbación en el

flujo a la entrada de la torre.

Se utilizará la función de transferencia obtenida en la Fase 3 que relaciona

la afectación de la temperatura de fondo cuando es perturbado el flujo de

alimentación, dicha ecuación será reducida a un sistema de menor orden

para ser mas sencillos los cálculos.

17,23257,31530041,00592,0)( 2 ++

−=

ssssGpert

)06951,0)(0045,(10*)006949,0(18776,0)(

5

++−

=−

ssssGpert



Para poder diseñar el controlador feedfoward es necesario reducir el orden

de la función de transferencia con respecto a la perturbación del flujo de

alimentación. Tomando como polo principal el correspondiente a 0,0045 y

asegurando que la ganancia estática se ajustara lo más posible luego de la

reducción se puede decir que la función de transferencia reducida es:

0045,0103096,1)(

5

+=

−

sxsidaGpertreduc

Para el cálculo de la ecuación de transferencia del Feed Foward, se sabe

que,

)()()(sGproceso

sGpertsdGfeedfowar −=

Donde,

)(*)(1 svidorGvalvrehersGGproceso =

⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛+⎟⎟

⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛+++

+=

12916,06212,0*

)5,2)(5,3)(5()17,13(0224,2

sssssGproceso

De manera similar al caso de la perturbación es necesario reducir el orden

de la función de transferencia del proceso para poder diseñar el feedfoward,

tomando el polo principal 2,5 y manteniendo la ganancia estática, se obtiene

la reducción deseada:

5,25623,1+

=s

Gproceso

06921,0)515,2(107484,0

5,25623,1006951,0

101693,1

)(5

5

++

−=

+

+−=−

−

ssx

s

sx

sdGfeedfowar



En la figura 8 esta representado la respuesta del controlador lográndose

estabilizar en la referencia establecida como 210°F, en el segundo 5 se

introdujo la perturbación y el controlador pudo manejar rápidamente dicha

fluctuación manteniendo el control en la válvula.

Fuente Autor (2009)

Figura 8 Respuesta del control por adelanto en fondo de la torre con perturbación de flujo de alimentación

4.1.4. CONTROL FEED FOWARD EN EL FONDO DE LA COLUMNA CON LA TEMPERATURA DE ALIMENTACIÓN A LA ENTRADA DE LA TORRE COMO PERTURBACIÓN

En este caso se evaluará la perturbación de temperatura a la entrada de la

columna, el objetivo es conocer cual será el comportamiento del controlador

ante esta nueva perturbación.


la afectación de la temperatura de fondo cuando es perturbada la

temperatura de alimentación, dicha ecuación será reducida a un sistema de

menor orden para ser mas sencillos los cálculos.



1356109516579788105723,039,578,035,357)(2 234

23

++++++−

=ssss

ssssGpert

)01093,003808,0)(003099,0)(0335,0()01665,004081,0)(03863,0(004058,0)(2 2

2

+++++−+

=ssss

ssssGpert

Tomando 0,008099 como el polo principal y manteniendo la ganancia

estática se puede reducir la función de transferencia anterior obteniéndose:

003099,0101015,7)(2

4

+=

−

sxsidaGpertreduc


que,

)()(2)(

sGprocesosidaGpertreducsdGfeedfowar −=

Donde,

)(*)(1 svidorGvalvrehersGGproceso =

003099,0)101432,1105456,4(

5,25623,1003099,0

101015,7

)(34

4

++

−=

+

+−=−−

−

sxsx

s

sx

sdGfeedfowar







Fuente Autor (2009)

Figura 9 Respuesta del PID para el Control de flujo en fondo de la Columna V-303

4.1.5. CONTROL FEED FOWARD EN EL FONDO DE LA COLUMNA CON PERTURBACIONES A LA ENTRADA DE LA TORRE

Esta última estrategia de control agrupa las dos evaluaciones anteriores,

lo que se quiere es comprobar si el controlador responderá para mantener

las condiciones del proceso antes diferentes perturbaciones a la entrada.

En el diagrama de bloques no se cálculo ningún nuevo parámetro, solo se

añadieron las dos señales de los transmisores de flujo y temperatura a la

entrada del FFC para que ambas sean tomadas en cuenta por el controlador

y para que responda correctamente ante cualquier cambio de dichas

variables de proceso.

Las perturbaciones se introdujeron a los 5 segundos aproximadamente y

el comportamiento mostrado en la figura 10 así lo demuestran, el resultado

obtenido con esta estrategia cumple a cabalidad con las exigencias del

proceso.



Figura 10 Respuesta del PID para el Control de flujo en fondo de la Columna

V-303

4.2. DISEÑO DE ESTRATEGIAS DE CONTROL PARA EL TOPE DE LA COLUMNA DESBUTANIZADORA.

Los sistemas de control propuestos para el control de la calidad del

producto en el tope de la columna se presentan a continuación.

4.2.1 Control en cascada de la temperatura de tope con caudal de reflujo proveniente del V-304.

Esta estrategia lo que pretende es calcular los parámetros para un control

en cascada donde un control de temperatura ajustado en 128°F le envíe la

señal a un control de caudal de reflujo de mezcla de butanos o C4+ para

controlar la válvula FV-309, utilizando un control en automático y no en

manual como está siendo usado actualmente en la planta de fraccionamiento

Bajo Grande.

1213,701,17228,958,10676,0122,653,512,12536,56586,6)( 2345

34

+++++−−−−−

=sssss

ssssGreflujo



)08016,05214,0)(52,2)(679,4)(65,15()0619,048785,0)(91,2)(16,5(4275,97)( 2

2

+++++++++−

=ssssssssssGreflujo

Dada la cercanía entre algunos ceros y polos de la función de

transferencia anterior, se procede a reducir el orden del sistema manteniendo

la ganancia estática. El sistema reducido es:

65,1542,97)(

+−

=s

sducidoGreflujore

Para obtener los parámetros del Controlador PID2 mostrado en el

diagrama de bloques de la figura 15 se procede a resolver el arreglo

mostrado.

065,15

4201,97)6)(4(

)0395,15(5961,1)(12

=⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡+

−⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡++

+⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡ +++

ssss

sKiKpsKds

Para trabajar con un sistema mas simplificado se procede a descartar el

conjunto de polo y cero alrededor de 15, finalmente el resultado es una

ecuación característica de orden 3, tal y como se muestra a continuación.

0492,155)24492,155()10492,155( 23 =−+−++−+ KisKpsKds

Utilizando la técnica de posicionamiento de polos para un sistema de

tercer grado con una ecuación característica de la siguiente forma:

321)323121()321( 23 PPPsPPPPPPsPPPs +++++++

Asumiendo P1=5, P2=10 y P3=15, se obtiene que:

Kp=1,6142

Ki=4,8234

Kd=0,1286



Sin embargo estos valores fueron depurados para obtener una mejor

respuesta, obteniéndose.

Kp=0,75

Ki=3,5

Kd=0,133

Introduciendo estos parámetros en el PID2 la respuesta al proceso se

estabiliza en menos de dos segundos y en 128°F, con esto se logró un buen

entonamiento al lazo.

Fuente Autor (2009)

Figura 16 Respuesta del control en cascada para el Control de flujo en tope de la Columna V-303



4.2.3. CONTROL FEED FOWARD EN EL TOPE DE LA COLUMNA CON EL FLUJO DE ALIMENTACIÓN A LA ENTRADA DE LA TORRE COMO PERTURBACIÓN

En este caso se quiere evaluar un control por adelanto para contrarrestar

el efecto de cambio de la temperatura de tope cuando ocurre una

perturbación en el flujo a la entrada de la torre.


la afectación de la temperatura de tope cuando es perturbado el flujo de

alimentación, dicha ecuación será reducida a un sistema de menor orden

para ser más sencillos los cálculos.

1146188812120454963623342751)( 234

23

+++++++

=ssss

ssssGpert

)0228,01312,0)(1277,0)(007552,0()01886,006359,0)(05782,0(060467,0)( 2

2

+++++++

=ssss

ssssGpert

Reduciendo el orden de la ecuación, queda:

007552,003628,0)(

+=

ssidaGpertreduc

Para el cálculo de la ecuación de transferencia del Feed Foward, se sabe que,

)()()(sGproceso

sGpertsdGfeedfowar −=

Donde,

)(*)(1 sducidoGreflujoresGGproceso =



49151,24

65,1542,97*

)6)(4()04,15(5961,1

+−

≈⎟⎠

⎞⎜⎝

⎛+−

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛++

+=

sssssGproceso

007552,0)4(10456,1

49151,24

007552,003628,0

)(3

++

≈

+−+−

=−

ssx

s

ssdGfeedfowar





Fuente Autor (2009)

Figura 11 Respuesta del control por adelanto en tope de la torre con

perturbación de flujo de alimentación



4.2.4. CONTROL FEED FOWARD EN EL TOPE DE LA COLUMNA CON LA TEMPERATURA DE ALIMENTACIÓN A LA ENTRADA DE LA TORRE COMO PERTURBACIÓN


la afectación de la temperatura de tope cuando es perturbada la temperatura

de alimentación, dicha ecuación será reducida a un sistema de menor orden

para ser mas sencillos los cálculos.

117064616035042680328,0151321050)(2 234

23

+++++++

=ssss

ssssGpert

)1134,01083,0)(02482,0)(008322,0()01198,010355,0)(02225,0(0024602,0)(2 2

2

+++++++

=ssss

ssssGpert

Reduciendo el orden de la ecuación, queda:

005322,01041,2)(2

3

+=

−

sxsidaGpertreduc


que,

)()(2)(

sGprocesosidaGpertreducsdGfeedfowar −=

Donde,

)(*)(1 sducidoGreflujoresGGproceso =

008322,0)4(106768,9

49151,24

008322,010411,2

)(5

3

++

=

+−+

−

=−

−

ssx

s

sx

sdGfeedfowar







Fuente Autor (2009)

Figura 12 Respuesta del control por adelanto en tope de la torre con perturbación de temperatura de alimentación

4.2.5. CONTROL FEED FOWARD EN EL TOPE DE LA COLUMNA CON PERTURBACIONES A LA ENTRADA DE LA TORRE

Esta última estrategia de control agrupa las dos evaluaciones anteriores,

lo que se quiere es comprobar si el controlador responderá para mantener

las condiciones del proceso antes diferentes perturbaciones a la entrada.

En el diagrama de bloques no se cálculo ningún nuevo parámetro, solo se

añadieron las dos señales de los transmisores de flujo y temperatura a la

entrada del FFC para que ambas sean tomadas en cuenta por el controlador

y para que responda correctamente ante cualquier cambio de dichas

variables de proceso.



Las perturbaciones se introdujeron en diferentes tiempos, la de

temperatura a los tres segundos y la de flujo a los siete segundos y el

comportamiento mostrado en la figura 13 así lo demuestran, el resultado

obtenido con esta estrategia cumple a cabalidad con las exigencias del

proceso.

Fuente Autor (2009)

Figura 13 Respuesta del control por adelanto en tope de la torre con perturbación de flujo y temperatura de alimentación

5. FASE V SELECCIONAR LA ESTRATEGIA DE CONTROL AVANZADO QUE GARANTICE LA ESTABILIDAD DEL SISTEMA.

El diagrama de lazo o bloques de la estrategia de control propuesta para

la torre V-303 quedó conformado por un controlador por adelanto (FFC1 y

FFC2) para el tope de la torre.

El controlador de temperatura del tope de la torre V-303 que recibe la

señal del controlador por adelanto es el controlador Master o primario de un

sistema de control en cascada. Este controlador tiene acción PID. El

controlador Principal envía una señal al controlador esclavo o Secundario



(con acción PI) de un lazo de control de flujo, para fijar el flujo que debe

pasar a través de la válvula de control de reflujo FV-309.

De la misma manera, en el fondo de la columna, las mismas señales de

flujo y temperatura que van hacia el controlador de temperatura del fondo de

la torre son corregidas por un controlador por adelanto (FFC3 y FFC4), que

actúan directamente sobre el set point o punto de ajuste del controlador de

temperatura de fondo.

El controlador de temperatura del fondo de la torre V-303 que recibe la

señal del controlador por adelanto es el controlador Master o primario de un

sistema de control en cascada. Este controlador tiene acción PID. El

controlador Principal envía una señal al controlador esclavo o Secundario

(con acción PI) de un lazo de control de flujo, para fijar el flujo que debe

pasar a través de la válvula de control de reflujo FV-329.

Y su representación en diagramas de bloque se puede observar en la

figura 14.



Fuente Autor (2009) Figura 14 Diagrama de Bloques de la estrategia de control diseñada



El controlador secundario del lazo de control de flujo de reflujo propuesto

correspondiente al tope de la torre posee acción PI por lo tanto para su diseño se

determinó la ganancia y tiempo integral del controlador. Para el cálculo de cada

uno de estos parámetros, fueron igualadas las ecuaciones de transferencia

obtenidas con la forma canónica a la que correspondía el sistema primer orden,

segundo u orden superior.

Luego, por tanteo con el simulador SIMULINK de MATLAB se tomaron los

valores que produjeran la mejor respuesta al lazo de control.

Para el cálculo de los parámetros para el controlador master o primario (PID)

del fondo de la torre, se utilizó el Método de lazo cerrado de la ganancia última

(Método de Ziegler Nichols), culminando así el diseño de este controlador.

La respuesta del Control por adelanto en el tope de la columna se estabiliza en

128°F y ante cualquier perturbación responde en forma rápida. Véase figura 15.

Fuente Autor (2009)

Figura 15 Respuesta de la estrategia de control propuesta para el tope de la torre

La respuesta del Control por adelanto en el fondo de la columna se estabiliza

en 210°F, tal y como fue ajustado y responde ante cualquier perturbación en

forma rápida. Véase figura 16.


Gerencia de Procesamiento de Gas Occidente Gerencia de Procesamiento de Gas Occidente Gerencia de Procesamiento de Gas Occidente

Fuente Autor (2009)

Figura 16 Respuesta de la estrategia de control propuesta para el fondo de la

torre

Cada uno de las ecuaciones de los controladores se puede observar en el

Cuadro 3.

Cuadro 3 Funciones de Transferencia de los Controladores correspondiente a la Estrategia de Control Propuesta para la Torre V-303

Controlador Ecuación

Controlador de Temperatura correspondiente al Tope de la Torre

con acción PID (mA/mA)

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ++ 63,531,26*133,0

Ss

Controlador de Flujo correspondiente al Tope de la Torre

con acción PI (mA/mA) ⎜⎜⎝

⎛⎟⎠⎞+−

Sx 03,151*10066,1 4

Controlador de Temperatura correspondiente al Fondo de la Torre con acción PID (mA/mA)

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ ++ 3,99*75,0

Ss

Controlador de Flujo correspondiente al Fondo de la Torre con acción PI (mA/mA)

⎜⎜⎝

⎛⎟⎠⎞+−

Sx 25,101*1043,1 4

Fuente: Autor 2009



Para el diseño del controlador por adelanto (FFC1 y FFC2) o para calcular la

función de transferencia de este controlador, fue necesario resolver el álgebra de

bloques de la propuesta de control, que relaciona a la variable controlada

(temperatura del tope), variable manipulada (flujo de reflujo), controlador

secundario, con las variables de perturbación (temperatura y flujo de

alimentación).

Para el diseño del controlador por adelanto (FFC3 y FFC4), se resolvió el

álgebra de bloques de la propuesta de control, que relaciona a la variable

controlada (temperatura del fondo), variable manipulada (flujo de aceite caliente),

controlador secundario, con las variables de perturbación (temperatura y flujo de

alimentación). Ver Cuadro 4.

Cuadro 4 Funciones de Transferencias del Controlador por Adelanto correspondientes a la Estrategia de Control Propuesta para la Torre V-303.

Controlador Ecuación

Controlador por Adelanto en el Tope con perturbación de flujo de

alimentación 007552,0

)4(10456,113

++

=−

ssxFFC

Controlador por Adelanto en el Tope con perturbación de temperatura de


)4(106768,925

++

=−

ssxFFC

Controlador por Adelanto en el fondo con perturbación de flujo de


)515,2(107484,035

++−

=−

ssxFFC

Controlador por Adelanto en el fondo con perturbación de temperatura de


)515,2(105456,444

++−

=−

ssxFFC

Fuente: Autor (2008)



CONCLUSIONES

Las perturbaciones que son más fáciles de controlar son las variaciones de

flujo y temperatura a la entrada de la columna de separación, puesto que los

sistemas de control propios de las columnas traen protecciones por sobrepresión

por ser esta una variable critica.

La torre V-303 mantiene las mismas condiciones de operación para la cual fue

diseñada aún y con la nueva corriente de alimentación a la planta que provendrá

del CCO.

Es posible obtener la caracterización del gas utilizando un simulador de

procesos en estado estático y las condiciones de operación a futuro utilizando un

simulador de procesos en estado dinámico, así como, conocer con antelación

cuales serán los comportamientos del sistema ante cualquier perturbación

realizada.

Para la obtención de las ecuaciones de transferencia que representaron los

escenarios estudiados se utilizó la identificación del sistema con los modelos ARX

y BJ, así como balance de masa y energía y cálculo de las ecuaciones de las

válvulas de control con su data de diseño.

La temperatura del tope de la torre V-303 aumenta cuando se produce un

aumento de la temperatura de fondo y disminuye al incrementar el reflujo,

mientras que para cambios en el flujo y temperatura de alimentación la

temperatura de fondo se mantiene casi constante.

Los controles PI resultaron efectivos para el control de flujo en las válvulas de

aceite caliente y reflujo de tope.

Los controles en cascada dieron buena respuesta cuando se les fue añadida

la condición de mantener la temperatura de tope o de fondo.

Los controles feed foward mostraron una rápida respuesta y control del

sistema cuando se introducían cambios en los valores de las perturbaciones:

temperatura y flujo de alimentación, buscando rápidamente estabilizarse en los

puntos de referencia.



El control de las válvulas, conocido como primario resultó ser un control

proporcional integral PI y el control de los cascadas el secundario posee

constantes proporcional, integral mas derivativo PID.

La estrategia de control diseñada permite controlar las perturbaciones de

temperatura y flujo de alimentación tanto en fondo como en tope, manteniendo los

puntos de ajuste establecidos y por ende la calidad de los productos.

La estrategia de control por adelanto permite compensar el efecto de la

variación de la temperatura y flujo a la alimentación sobre la temperatura del tope

y fondo.



RECOMENDACIONES

Analizar los sistemas de control que posee cada columna antes de hacer

modificaciones que puedan afectar el correcto funcionamiento de la misma y para

proponer una opción factible.

Usar herramientas de simulación de procesos cuando no es factible

adquirir la data directamente del proceso real, puesto que ayuda a entender y a

predecir el comportamiento del proceso ante cualquier perturbación sin afectar las

operaciones.

Usar los controles proporcional- integral o cascada en procesos o sistemas

donde haya menos de tres variables asociadas.

Utilizar los controles PI en procesos donde la variable a controlar sea la

temperatura puesto que ofrecen una respuesta mas rápida.

Utilizar los controles en cascada cuando se quieren controlar procesos que

no son afectados por muchas variables o condiciones.

Aplicar controles feed foward o por adelanto cuando se tengan mas de una

variable perturbadora puesto que ofrecen buenos resultados.

Aplicar la metodología utilizada en esta investigación para diseñar las

estrategias de control en el resto de las columnas de destilación de la Planta de

Fraccionamiento Bajo Grande.

Realizar nuevas investigaciones basadas en esquemas de control

diferentes, como por ejemplo, control adaptativo, control robusto o redes neurales,

para comparar así el desempeño de cada controlador ante las mismas

perturbaciones.



REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS

Acedo Sánchez,José (2003). Control Avanzado de Procesos.

Amaya Ennis, (1994). Control de Procesos II.

Chávez, Nilda (1994). Introducción a la investigación educativa.

Corripio, Smith. (1991). Control Automático de Procesos, 1º edición. México.

Creus, Antonio. (1997). Instrumentación Industrial, 6° edición, Alfaomega

marcombo. México.

Dahling, E. Desing and Tuning Digital Controlers. Instruments and Control

Systems. 1968.

Hernández (1998). “Metodología de la investigación”, México.

Manual de Operaciones de la Planta de Fraccionamiento GLP Bajo Grande.

Ogata, Katsuhiko. (1998). Ingeniería de control moderna. 3° edición. Prentice Hall.

México.

Pages S. Buckley, William L. Luyben, Joseph P. Shunta (1985) Design of

Distillation Column Control Systems

Shinskey (1998) Sistemas de Control de Proceso. 1º edición. Editorial Mc Grawhill

William Luyben process modeling simulation and control for quemical engineers.

Second Edition 5.

Revistas

Rivera, Daniel. Process Dynamics and Control; Introduction to Internal Model

Control with Application to PID Controller Tuning. 1999.

Normas

URBE. Manual de Trabajo de Grado y Tesis Doctoral. Maracaibo. 2004.

Manuales

Ledezma, O. (2000). Evaluación – Económica de Proyectos de Automatización.

Universidad Corporativa CIED. Venezuela.

Referencias electrónicas

Control automático del proceso productivo J. Mario Domínguez Valcárcel.

17 14 diseño estrategias control torre desbutanizadora ... · pdf filediseño de...

Documents