TE模型介绍(中文)

精品文档 1欢迎下载 试验平台模型简介试验平台模型简介 三水箱三水箱 系统的液位控制是当今生产和生活中很常见的问题 而液位系统控制一般是在模型已知的 基础上进行 因此 液位系统的建模研究变得非常重要 而以往的液位系统建模研究大多 都集中在单容系统或者双容系统 对三容以上的液位系统 由于其各容器液位间的关系属 于非线性耦合关系 建模工作非常复杂 所以现有的研究内容仅局限于对其中某些子系统 进行 如图为装置的示意图 图中可实现的一个典型工作状态是 泵 P1 P2 用于供水 泵 P3 停用 连通阀 CV1 CV2 CV3 开启 泄漏阀 LV1 LV2 LV3 关闭 调整泵 P1 P2 的转 速保持液位h1 h2 稳定在各自的给定值上 将系统的平衡方程应用到 3 个水箱上面可以得 到 131 1 d d QQ t h A 1 3213 3 d d QQ t h A 2 20322 2 d d QQQ t h A 3 未知量 和可由在一般情况下的托里切利规则决定 定义为 13 Q 32 Q 20 Q 21 2sgnhghSQ ni 4 式中 g 为重力加速度 sgn 为参数z的符号 为每两个相邻水箱的 2 sm zh 液位差 m 为流量系数 范围在 0 1 之间 Q 流通管中的流量 为 sm3 n S 连通管截面积 所以得到未知量为 2 m 21 3131113 2sgnhhghhSQ n 5 精品文档 2欢迎下载 21 2323332 2sgnhhghhSQ n 6 21 2220 2ghSQ n 7 即可得到数学模型 1 111113131 sgn2 n hfh QShhg hhQA 8 22232323222 sgn22 nn hfh QShhg hhSghQA 9 31131333232 sgn2sgn2 nn hShhg hhShhg hhA 10 TETE 模型简介模型简介 TE 过程 Tennessee Eastman Process 是一个实际化工过程的仿真模拟 它是由美国 Tennessee Eastman 化学公司过程控制小组的 J J Downs 和 E F Vogel 2 提出的 被广泛 的应用于过程控制技术的研究 这个过程模型首先是以 FORTRAN 源代码的形式提供给过程 控制学界 主要描述了装置 物料和能量之间的非线性关系 TE 模型主要可以被用来进行装置控制方案的设计 多变量控制 优化 模型预测控制 非线性控制 过程故障诊断 教学等 在 TE 模型上进行多工况自动切换系统的研究和开发 为后续的实际生产装置的多工况自动切换系统积累了一定的开发经验 由于这是一个仿实 际生产装置的数学模型 所以在开发过程中和现场开发是有明显区别的 我们不用担心方 案的设计会影响到实际的生产过程 可以放心的在其上面进行方案可行性和正确性的测试 TE 生产过程主要由四种气态物料参与反应 分别为 A C D 和 E 生产出两种产品 G H 并伴有一种副产品 F 此外在产品的进料中含有少量的惰性气体 B 整个过程主要由 四种反应组成 反应方程式如下 Product 1 产品 1 精品文档 3欢迎下载 A g C g D g G g A g C g E g H g A g E g F liq 3D g 2F liq 上述反应均是放热反应 且反应是不可逆的 反应的速率是与温度相关的一个函数 生产 G 产品时 对温度是非常灵敏的 相对于反应物浓度而言 这个反应可以近似被看作 一阶反应 整个过程主要有五个操作单元组成 反应器 产品冷凝器 气液分离器 循环压缩机 和汽提塔 气态的反应物进入到反应器中 生成液态产品气相的反应是在一种不挥发的气 相催化剂的作用下进行的 反应器内置有冷凝包用来移除反应产生的热量 产品以气态的 形式出来 并夹杂有一些未反应物 催化剂仍然滞留在反应器中 工艺流程图如下 Product 2 产品 2 Byproduct 副产品 Byproduct 副产品 精品文档 4欢迎下载 TE 工艺流程 从反应器出来的产品流量 首先经过一个冷凝器 冷凝之后从里面出来到气液分离器 中 在气液分离器中 没有被压缩的组分通过一个离心式的压缩机被回收到反应器中的物 料中 被压缩的组分到了产品的提馏段进行提馏 从而移除剩余的反应物 产品 G 和 H 从 提馏段中出来 在下面的精馏段中被分离 这不包括在这个模型范畴以内 那些惰性气体 和气态的副产品主要通过放空手段进行了移除 根据产品 G 和 H 的不同的三种比率 共有六种生产状态 见下表 TE 过程生产模式 模模 式式G HG H 比比 率率产产 品品 生生 产产 率率 1 150 5050 50 7038kgh7038kgh 1 1G G 和 和 7038kgh7038kgh 1 1H H 2 210 9010 90 10481048 kghkgh 1 1G G 和 和 1266912669 kghkgh 1 1H H 3 390 1090 10 1000010000 kghkgh 1 1G G 和 和 11111111 kghkgh 1 1H H 4 450 5050 50 最大生产率最大生产率 5 510 9010 90 最大生产率最大生产率 6 690 1090 10 最大生产率最大生产率 TETE 模型的控制策略设计模型的控制策略设计 TE 过程主要有十二个操纵变量和四十一个测量变量 表为十二个操纵变量 1 3 为 22 精品文档 5欢迎下载 个过程连续变量测量值 1 4 为 19 个色谱测量组分值 研究这个过程的首要前提就是要有 一套控制方案来操作这个装置 这个过程的控制目标对于化学反应来说是非常典型的 1 要保证过程变量值在期望范围内 2 在设备的限制条件下 要保证过程操作的条件 3 在有扰动的情况下 使得产品收率和产品质量的变化尽可能的小 4 要尽量减小影响其它过程的阀门开度 5 当产品的收率和混合产品的组成发生变化时 能迅速 平稳的从扰动中恢复过来 过程操纵变量 变量名变量符号基础值低限高限单位 D 流量 XMV163 05305811Kgh 1 E 流量 XMV253 98008354Kgh 1 A 流量 XMV324 64401 017kscmh AC 混合流量 XMV461 302015 25kscmh 压缩循环阀 XMV522 2100100 放空阀 XMV640 0640100 分离器液体流量 XMV738 100065 71m3 h 1 汽提塔液体流量 XMV846 534049 10m3 h 1 汽提塔蒸汽阀 XMV947 4460100 反应器冷凝水流量 XMV1041 1060227 1m3 h 1 冷凝器冷却水 XMV1118 1140272 6m3 h 1 搅拌速度 XMV1250 000150250rpm 上述的每一个操纵变量都是通过设置相应的 XMV 来定义的 其值在 0 100 之间 基础 值即 XMV 变量的初始值 XMV 变量的范围为 0 100 在实际过程中 变量的低限为 XMV i 0 高限为 100 我们在研究过程中可以使这些变量超过 0 100 的限制 但是在 程序的实际运行过程中 它们会被限制为 0 或者 100 精品文档 6欢迎下载 过程连续变量测量值 变量名变量符号基础值单位 A 物料流量 XMEAS10 25052kscmh D 物料流量 XMEAS23664 0Kgh 1 E 物料流量 XMEAS34509 3Kgh 1 A C 混合物料流量 XMEAS49 3477kscmh 回收流量 XMEAS526 902kscmh 反应器进料率 XMEAS642 339kscmh 反应器压力 XMEAS72705 0kPa gauge 反应器液位 XMEAS875 00 反应器温度 XMEAS9120 40oC 放空率 XMEAS100 3372kscmh 产品分离器温度 XMEAS1180 109oC 产品分离器液位 XMEAS1250 000 产品分离器压力 XMEAS132633 7kPa gauge 产品分离器出口流量 XMEAS1425 160m3h 1 汽提塔液位 XMEAS1550 000 汽提塔压力 XMEAS163102 2kPa gauge 汽提塔出口流量 XMEAS1722 949m3h 1 汽提塔温度 XMEAS1865 731oC 汽提塔蒸汽流量 XMEAS19230 31kgh 1 压缩机工作功率 XMEAS20341 43kw 反应器冷却水出口温度 XMEAS2194 599oC 分离器冷却水出口温度 XMEAS2277 297oC 过程色谱测量值 反应器流量色谱 组分变量名基础值单位 AXMEAS2332 188Mol BXMEAS248 8933Mol CXMEAS2526 383Mol 精品文档 7欢迎下载 DXMEAS266 8820Mol EXMEAS2718 776Mol FXMEAS281 6567Mol 放空气体色谱 组分变量名基础值单位 AXMEAS2932 958Mol BXMEAS3013 823Mol CXMEAS3123 978Mol DXMEAS321 2565Mol EXMEAS3318 579Mol FXMEAS342 2633Mol GXMEAS354 8436Mol HXMEAS362 2986Mol 产品流量色谱 组分变量名基础值单位 DXMEAS370 01787Mol EXMEAS380 83570Mol FXMEAS390 09858Mol GXMEAS4053 724Mol HXMEAS4143 828Mol 表中列出了在操作过程中控制系统必须遵循的特殊的操作条件 这些约束条件主要是 为了保护生产设备 高限和低限是过程连锁策略的一部分 并且在不满足控制条件时会自 动停车 过程约束条件 正常操作限制停车限制 过程变量 低 限高 限低 限高 限 反应器压力无 2895kpa 无 3000kpa 反应器液位 50 11 8m3 100 21 3m3 2 0m324 0m3 精品文档 8欢迎下载 反应器温度无150 无175 产品分离器液位 30 3 3m3 100 9 0m3 1 0m312 0m3 汽提塔基础液位 30 3 5m3 100 6 6m3 1 0m33 0m3 关于下游进行精馏产品 G 和 H 的系统 其产品流量变化是很重要的 产品流率的变化 超过有效值的正负百分之五 即在 8 16h 1 内 对过程影响较大 如果组分的变化率超过 G 有效值的正负百分之五 即在 6 10 h 1 内 对过程的影响也是非常大的 控制策略应 该尽量减小产品流量的变化率 在这个复杂的装置中 四种进料量是其它生产设施的产品 尽管如此 对于 A 物料进 料流率和 E 物料进料流率则保持相对少的持率 而 C 物料持率则非常的少 对于那些只有 很少持率的组分来说 在这个过程中 它们的进料流率的变化即是生产过程中产品需求的 变化 这四个流量中的三个的变化是非常重要的 特别是 C 物料的进料流率 必须满足最 小值变化应当满足在 12 80 h 1 的范围之内 对于 A 和 D 进料 他们应当被保持而避免在 8 16h 1 的范围内 进料 E 的变化不是最主要的问题 文献上没有提供任何的数学方法来评估控制这个控制过程的性能 虽然许多动态性能 指标在上述章节中已经有描述过 但是在可能的控制策略和技术中 折中的方案包含了比 数学模型更多的信息 测量失败或漂移的容错性 现场操作工的不稳定性 硬件设备的补 偿性 持久性等等问题 使得建立控制策略的数学表达式变得相当的困难 各种各样的过程控制技术在设定值改变下 以及扰动的载入中 可以进行测试和评价 这些设定值和扰动反映了一系列测试 这是可以被用来进行对比的 每一个扰动都反应了 这个过程不同的方面 这个过程包含了足够的操作变量 它已经远远超过了控制一个过程产品质量等的最优 化所必须的变量的数目 这个生产过程的操作消耗主要是由于原料的流失决定的 原料的 流失主要存