某公司先进控制应用概况

1、先进控制及其在先进控制及其在*的应用的应用二二0000六年六年* 高级工程师目 录先进控制(APC)概述*公司先进控制应用概况应用范例*焦化装置的APCAPC项目实施的经验总结一、先进控制概述一、先进控制概述1、工业过程先进控制产生背景、工业过程先进控制产生背景 在工业生产过程中，一个良好的控制系统不但要保证系统稳定性和整个生产的安全，满足一定的约束条件，而且应该带来一定的经济效益和社会效益。 然而设计这样的控制系统会遇到许多困难，特别是复杂工业过程往往具有不确定性（环境结构和参数的未知性、时变性、随机性、突变性）、机理复杂性、非线性、分布参数系统、变量间的关联性以及信息的不完全性和大纯滞后性

2、等，要想获得精确的数学模型是十分困难的。 因此，对于过程系统的设计，已不能采用单一基于定量的数学模型的传统控制理论和控制技术，必须进一步开发高级的过程控制系统，研究先进的过程控制规律。 目前在控制领域中，虽然已逐步采用了电子计算机这个先进技术工具，特别是石油化工企业普遍采用了分散控制系统（DCS）。但就其控制策略而言，占统治地位的仍然是常规的PID控制。国外应用先进控制较广泛，而我们尚处于试验、试点阶段，与国外先进企业差距较大。DCS提供了高级功能开发应用的优越环境，该环境具有通过先进控制、优化控制等开发才能充分挖掘DCS设备的潜能，提高过程控制水平，给企业带来明显经济效益。 为了克服控制理论

3、和实际工业应用之间的脱节现象，尽快地将现代控制理论移植到过程控制领域，充分发挥计算机的功能，世界各国在加强建模理论、辩识技术、优化控制、最优控制、高级过程控制等方面进行研究。 推出了从实际工业过程特点出发，寻求对模型要求不高，在线计算方便，对过程和环境的不确定性有一定适应能力的控制策略和方法。例如，自适应控制系统、预测控制系统、鲁棒控制系统、智能控制系统（专家系统、模糊控制）等先进控制系统。2、工业过程先进控制的主要内容、工业过程先进控制的主要内容 先进控制（Advanced Process Control， APC ）是一门综合学科，它结合了工艺过程知识、过程控制理论、仪表及计算机等技术，设

4、计出了新型的多输入多输出的先进控制系统并开发出先进控制软件，它能够解决时变性、强耦合、非线性和大时滞等过程控制问题，提高装置的操作性能，以达到节能降耗、提高装置整体经济效益的效果。 根据国外的统计资料，在炼油装置应用先进控制的效益是非常巨大的。对于一个处理量为106t/a的催化裂化装置，其年效益为182万美元。 （1）工业过程控制的主要策略）工业过程控制的主要策略 自适应控制自适应控制 自适应控制可以看作是一个能根据环境变化智 能调节自身特性的反馈控制系统以使系统能按照一些设定的标准工作在最优状态。一般地说，自适应控制在航空、导弹和空间飞行器的控制中很成功。可以得出结论，传统的自适应控制适合没

5、有大时间延迟的机械系统；对设计的系统动态特性很清楚。但在工业过程控制应用中，传统的自适应控制并不如意。PID自整定方案可能是最可靠的，广泛应用于商业产品，但用户并不怎么喜欢和接受。 传统的自适应控制方法，要么采用模型参考要么采用自整定，一般需要辨识过程的动态特性。它存在许多基本问题需要复杂的离线训练；辨识所需的充分激励信号和系统平稳运行的矛盾；对系统结构假设；实际应用中，模型的收敛性和系统稳定性无法保证。另外，传统自适应控制方法中假设系统结构的信息，在处理非线性、变结构或大时间延迟时很难。 鲁棒控制鲁棒控制 鲁棒控制是一个着重控制算法可靠性研究的控制器设计方法。鲁棒性一般定义为在实际环境中为保

6、证安全要求控制系统最小必须满足的要求。一旦设计好这个控制器，它的参数不能改变而且控制性能保证。鲁棒控制方法，是对时间域或频率域来说，一般假设过程动态特性的信息和它的变化范围。一些算法不需要精确的过程模型但需要一些离线辨识。一般鲁棒控制系统的设计是以一些最差的情况为基础，因此一般系统并不工作在最优状态。 鲁棒控制方法适用于稳定性和可靠性作为首要目标的应用，同时过程的动态特性已知且不确定因素的变化范围可以预估。飞机和空间飞行器的控制是这类系统的例子。过程控制应用中，某些控制系统也可以用鲁棒控制方法设计，特别是对那些比较关键且不确定因素变化范围大；稳定裕度小的对象。但是，鲁棒控制系统的设计要由高级专

7、家完成。一旦设计成功，就不需太多的人工干预。另一方面，如果要升级或作重大调整，系统就要重新设计。 最优控制最优控制 最优控制是现代控制理论的一个重要组成部分。成功应用于航天航空和军事领域，在许多方面改变了人们的生活。一个典型的最优控制问题描述如下：被控系统的状态方程和初始条件给定，同时给定目标函数。然后寻找一个可行的控制方法使系统从输出状态过渡到目标状态，并达到最优的性能指标。动态规划、最大值原理和变分法是最优控制理论的基本内容和常用方法。庞特里亚金极大值原理和贝尔曼动态规划是在约束条件下获得最优解的两个强有力的工具，应用于大部分最优控制问题。 在实际应用中，最优控制很适用于航天航空和军事等领

8、域，例如空间飞行器的登月、火箭的飞行控制和防御导弹的导弹封锁。工业系统中也有一些最优控制的应用，例如生物工程系统中细菌数量的控制等。然而，绝大多数过程控制问题都和流量、压力、温度和液位的控制有关，用传统的最优控制技术来控制它们并不合适。 智能控制智能控制 智能控制是现代控制技术的又一个重要领域。关于智能控制有不同的定义。参考一个应用各种人工智能技术的范例，智能控制可以包括如下几种方法：学习控制系统；专家系统；模糊控制；神经网络控制。 学习控制系统学习控制系统采用模式识别技术获得控制回路当前的状态，然后根据回路状态和储存的历史信息和经验知识作出控制决定。由于学习控制系统受储存的知识的限制，它至今

9、还没有得到广泛的应用。 专家系统专家系统是根据专家系统技术，使用一个知识库来作出控制决定的。知识库由专家的经验知识，在线获得的系统信息和推理机组成。由于专家系统的知识以符号表示而且总是离散的，因此它适用于生产计划、调度和故障诊断等决策问题。但不适用于解决连续控制问题。 模糊控制与学习控制系统和专家系统不同，模糊控制是模糊推理和控制技术相结合的产物。用模糊集合和 模糊概念描述过程系统的动态特性，以数学公式的形式来代表系统的信息或经验知识。根据模糊集和模糊逻辑来作出控制决策。虽然模糊控制在解决复杂控制问题方面有很大的潜力，但是其设计过程复杂而且要求具备相当的专业知识。另外，由于没有许多基本的数学运

10、算，所以模糊数学不属于数学领域的范畴。例如，模糊控制中并不一定存在加法的逆。因此，解一个模糊方程很困难，而传统控制理论和应用中解微分方程是最基本的。所以，缺乏好的数学工具是模糊控制需要克服的根本问题。 神经网络控制神经网络控制是一种使用人工神经网络的控制方法。因为人工神经网络是建立在强有力的数学基础上，所以它有很大的潜力，这个数学基础包括了各种各样的已被充分理解的数学工具。在无模型自适应控制器中人工神经网络也是一个重要组成部分。 预测控制预测控制 预测控制或称为模型预测控制（MPC）是仅有的成功应用于工业控制中的先进控制方法之一。各类预测控制算法都有一些共同的特点，归结起来有三个基本特征：预测

11、模型，有限时域滚动优化，反馈校正。这三步一般由计算机程序在线连续执行。预测控制是一种基于预测过程模型的控制算法，根据过程的历史信息判断将来的输入和输出。它强调模型的函数而非模型的结构，因此，状态方程、传递函数甚至阶跃响应或脉冲响应都可作为预测模型。预测模型能体现系统将来的行为，因此，设计者可以实验不同的控制律用计算机仿真观察系统输出结果。 预测控制是一种最优控制的算法，根据补偿函数或性能函数计算出将来的控制动作。预测控制的优化过程不是一次离线完成的，是在有限的移动时间间隔内反复在线进行的。移动的时间间隔称为有限时域，这是与传统的最优控制最大的区别，传统的最优控制是用一个性能函数来判断全局最优化

12、。对于动态特性变化和存在不确定因素的复杂系统无需在全局范围内判断最优化性能，因此这种滚动优化方法很适用于这样的复杂系统。预测控制也是一种反馈控制的算法。如果模型和 过程匹配错误，或者是由于系统的不确定因素引起的控制性能问题，预测控制可以补偿误差或根据在线辨识校正模型参数。 虽然预测控制系统能控制各种复杂过程，但由于其本质原因，设计这样一个控制系统非常复杂，要有丰富的经验，这也是预测控制不能预期那样广泛得到应用的主要原因。(2)先控软件的主流设计思想先控软件的主流设计思想 目前先控软件的设计思想是以多变量预估为核心，采用过程模型预测未来时刻的输出，用对象的实际输出与模型预测输出的差值修正过程模型

13、，从而把若干个要控制的变量控制在一个希望的工控点上，把装置整体推向最佳状态。国际上比较成熟的先控软件有AspenTech的DMCPlus和Honeywell公司的RMPCT。 多变量模型预估控制器，其功能可分为两大部分：一是控制过程的动态；另一个是控制过程的准稳态 控制过程的动态，依赖于过程的动态模型，预测在今后若干步中受控变量（CV）的轨迹，用多变量解耦和前馈手段，优化各步中各操纵变量（MV）的动作，从而使过程的CV控制在合理的范围内 。 为了克服动态模型的误差，动态过程控制中设有反馈机制，每执行一步后将预测值与过程实测值作比较，作为控制器的反馈，从而修正CV的预测值，使控制器的动态性能和可

14、靠性大大提高。 控制过程的准稳态，利用线性规划（LP）的功能，寻找过程的最优稳态工作点，指导动态控制从当前状态缓慢、平稳地过渡到优化状态。(3)APC控制与常规控制与常规PID控制的区别控制的区别 从操作的角度讲，APC控制与PID控制的最大不同是PID控制多是给定点控制，而APC控制是范围控制，操作员的任务是设置CV和MV的范围，而很少是CV的给定点。 从控制角度讲，只要CV在范围内，且预测值表明，在不远的未来也没有超界的可能，则控制器的动作会很小或甚至没有，以避免频繁调整或不必要的操作调整，提高了装置操作的平稳性。单回路PID控制无法做到。 如果某MV没有自由度时（无调节余地），多变量控制

15、器可以用其余的MV进行调整；而采用给 定点控制时，若某个变量饱和，就不得不降低产量等，这样就影响了装置的经济效益。装置实施APC控制后，不但解决了复杂的控制问题，而且提供了一个控制平台，使之有稳定操作，并有能力将过程推向极限的机制。只要将控制范围设置得合理，就能取得很好得经济效益。 在APC开发与设计上，与常规的PID控制也非常不同。APC控制器的设计依赖于对工艺过程的深入理解，包括各工艺变量之间的相互关系、过程的重要约束以及摆脱约束的手段。根据不同的装置种类和形式，“量体裁衣”，开发设计出适合于某具体装置的控制系统。从而，形成了适用于国内工艺装置的APC设计风格。二、二、*公司先进控制应用概

16、况公司先进控制应用概况 *公司对自动化控制和APC建设和应用非常重视。建厂时全部10套生产装置有8套采用Honeywell的TDC3000 DCS系统，于1992年投入运行。1997新建的聚丙烯装置同样采用Honeywell的TDC3000系统。经过多年的改造，并随着正在进行的老公用工程控制系统改造的完成，公司所有的装置及辅助装置已全部采用DCS系统，为先进控制的开发和应用提供了统一的标准化软硬件平台,有利于APC项目的开发和运行维护。 公司为了提高企业的竞争能力，充分发挥DCS平台优势，进一步提高装置生产自动化水平，挖掘新的 效益增长点，先后开发应用了多套APC项目。公司与国内高校联合，并在

17、集团公司的领导和支持下，使用集团公司统一安排引进的国外先进成熟商品化APC软件，在常减压、催化重整、聚丙烯和焦化等4套主要生产装置上成功实施先进控制系统。目前APC项目开发运维管理严格、控制策略完善合理。通过保证这些APC系统长期稳定运行，使APC的在线控制率达到每年90左右，为公司生产的平稳运行做出了贡献。下面主要介绍一下主要装置APC的使用情况：1、常减压装置、常减压装置APC的应用情况的应用情况 公司原先与清华大学合作，在常减压装置的常压塔，采用过程机理分析和统计回归相结合的方法建模，计算常压塔各侧线切割点温度和收率，以实现常压塔的优化操作。2000年在集团公司的统一安排下，公司技术人员

18、采用集团公司购买的RMPCT软件，在常减压装置的初馏塔和常压塔部分实施了RMPCT控制器，于2001年5月投入使用。控制器投用初期，装置的进料性质变化较小，正常投用了一段时间。后来由于原料性质变化频繁，质量指标计算不能满足控制的要求。2004年11月，由集团公司安排石化盈科给予技术支持， 对现有先进控制器的控制方案进行了改造完善，重新设计了先进控制器。新的控制模型对原有控制器的CV进行了调整，主要增加了常三线365含量和经过压力补偿后的温度（常一线、常二线、常三线）CV，删除了一些软计算CV。公司常减压车间和自控车间的工艺技术人员与石化盈科的实施人员大力协作，完成了工艺参数计算、阶跃测试、模型

19、辨识、离线仿真、建立控制器、建立操作画面等工作，并于2004年12月19日成功地完成了常压塔控制器的投运工作。新的控制器投用后，保证了产品的质量合格和装置的平稳操作，大大降低了操作人员的劳动强度。随着先进控制器投用时间的延长，其控制效果将会进一步显现。2、重整装置、重整装置APC的应用情况的应用情况 重整装置APC项目是在集团公司的统一安排下，应用HONEYWELL的APC软件包（含分馏塔计算工具包和RMPCT软件包），于1998年由公司技术人员和HONEYWELL工程师开发的。主要建立了蒸发塔、反应部分、稳定塔辛烷值多变量预估控制器及蒸发塔顶回流罐液位控制和反应部分低分罐的非线性液位控制器。

20、该项目于1999年12月投用，取得了良好的效果 3、聚丙烯、聚丙烯APC的应用情况的应用情况 *聚丙烯装置先进控制系统采用的是Honeywell公司的PolyTech软件包。共有6个控制器：温度控制、密度控制、产率控制、H2控制、TEAL和DONOR控制。2000年，在生产能力为7万吨/年聚丙烯装置上，公司和北京石油化工工程公司合作，在原有工艺和设备不变的条件下，采用PolyTech软件包，进行数据处理、计算和控制。该装置APC项目于2003年9月投用并进行标定，达到了提高装置操作的稳定性、提高产品质量和降低操作工劳动强度的预期目标。 2005年4月份聚丙烯装置的环管进行改造,环管加高了6米，

21、装置开工后，我们及时对聚丙烯APC部分参数进行了相应的调整。使聚丙烯APC控制适应改造后工艺条件 4、焦化装置、焦化装置APC的应用情况的应用情况2002年10月中石化股份公司启动了第三批APC推广应用项目，该合同包括8套装置APC的开发与实施，*延迟焦化装置APC为其中之一，使用Honeywell的Profit Controller软件平台。软件及许可证由集团公司提供，由*和石化盈科共同完成开发与实施。 系统于2004年6月29日开始投用，并进行工业考核。 经过现场运行考核，证明该系统增强了装置的抗干扰能力，提高了装置生产的平稳性，抵御了焦炭塔周期性切换操作对主分馏塔的严重干扰，减轻了操作人

22、员工作负荷。由于控制水平的提高，实现了主要生产指标和质量指标的卡边控制，提高了目的产品收率，增加了装置效益，减少了能耗。通过最大焦高的卡边控制，提高了装置处理量，从而创造了可观的经济效益。经过6个多月的考核证实，延迟焦化装置APC投用后为企业可年创造效益213.36多万元。在信息系统管理部的组织下，该项目于2005年5月17日顺利通过测试。三、三、应用范例 *焦化装置的焦化装置的APC1 1、工艺简介、工艺简介 本装置由40万吨/年延迟焦化装置扩能改造至60万吨/年。改造后的延迟焦化装置以减压渣油和催化油浆作为原料。该装置采用“一炉两塔”方案。延迟焦化工艺过程可分原料预热加热、延迟焦化、产品分

23、离、水力除焦和冷切焦水处理五道工序。由于除焦和水处理部分不在先进控制的包含范围内，下面只简单介绍其余三部分的工艺流程。 原料预热加热原料预热加热 焦化原料60万吨/年减压渣油分冷、热两路进装置，冷料由油品罐区来，温度约100，热料由常减压装置直接送来，温度约150，原料进入装置缓冲罐（D7001），然后由原料泵（P7001/1 2）抽出，送至柴油换热器（E7019/1 2）预热到180后，经热蜡油换热器（E7018/1 4）换热到280后进入加热炉（F-7001）对流段加热到340然后分两路进入分馏塔（C7002）底和5层人字挡板上，在此与来自焦碳塔（C7001/1-2）顶的热油气（）接触并传

24、质传热，原料中轻组分蒸发，上升至精馏段，蜡油以上馏分与来自焦炭塔顶油气中被冷凝的重组分一起流入塔底。约370的分馏塔底油由加热炉辐射进料泵（P7002/1 2）送入加热炉辐射段，并快速升温到500，经四通阀进入焦碳塔底部。 延迟焦化延迟焦化 高温焦化油在焦炭塔内进一步进行裂解、缩合等反应，最后生成焦炭。焦炭聚结在焦炭塔内，而反应生成的油气自焦炭塔顶逸出，进入分馏塔。 产品分离产品分离 从焦炭塔顶逸出的热油气在蜡油馏分急冷作用下入分馏塔换热段，与285的原料油直接换热，冷凝后循环油流入塔底，其余大量油气升经五层换热板，进入重蜡油集油箱以上分馏段，从下往上分馏出重蜡油、蜡油、柴油、汽油和富气。 分

25、馏塔重蜡油由重蜡油泵（P7026/1 2）从分馏塔第一层塔盘抽出，经重蜡油蒸汽发生器（ER-7002）产生1.0MPa(表压)后分两路，一路以210返回分馏塔第三层塔盘作回流；另一路经冷却器（E-7021）冷却至90出装置。 分馏塔蜡油由集油箱经蜡油泵（P7004/1 2）抽出至换热器（E-7018/1-4）与原料油换热后，一路作为分馏塔回流和焦炭塔急冷油，另一路经蜡油除氧水换热器（E7003/1-2）换热后，一部分返回分馏塔作回流，另一部分则经蜡油后冷器（E-7008）冷却后送油品罐区，作催化裂化原料。 中段回流从分馏塔10层塔板抽出，由中段回流泵（P7005/1 2）抽送,经中段回流原料换

26、热器（ER7001）发生1.0MPa(表压)蒸汽后，以215后返回分馏塔13层塔板作回流。 柴油从16层塔盘抽出到柴油汽提塔，经柴油泵（P7006/1 2）抽出至换热器（E-7019/1.2）与原料油换热后分两路，一路与吸收塔（C-7003）底来的富柴油吸收剂汇合后作分馏塔19层回流，另一路经换热器（E-7001,E7002）、空冷（EC-7005/1.2）和水冷（E-7006）后又分成两个分支，一路为柴油产品出装置去加氢精制或送罐区，第二分支经柴油吸收剂冷却器（E7007）冷却至40后，用柴油吸收剂泵（P-7009/1.2）送到吸收塔（C-7003）与柴油换热后，也作为分馏塔柴油回流返回塔2

27、2 吸收剂，吸收压缩富气中的重组份，然后自压至分馏塔19层作回流。 分馏塔顶回流从分馏塔第28层塔盘由塔顶回流泵（P-7007/1.2）抽出至换热器（E-7020）与燃料气换热，再经空冷（EC-7004）、水冷（E-7022）冷却至60，返回塔顶第31层塔盘。 分馏塔顶油气经分馏塔顶空冷器（EC-7001/1-3）和后冷器（E-7005/1-4）进入油水分离器（D7002），分离出的汽油由汽油泵（P7008/1 2）送到重整装置或重整原料罐区，也可经由罐区送去催化裂化装置作终止剂；含硫污水用含硫污水泵（P7015/1-2）送去污水汽提装置处理。焦化富气经压缩机入口油气分液罐（D-7002/1）

28、进一步脱液、压缩机（K-7001）加压后，经空冷器（EC-7002）和后冷器（E-7009/1.2）冷却后流入压缩机二级出口冷凝液分离罐（D-7012），冷凝油经液态烃泵（P-7010/1.2）送到重油催化吸收稳定系统或油品液化罐区，富气进入吸收塔的下部，经柴油吸收后，干气自塔顶至气体脱硫装置脱除H2S后进全厂瓦斯管网。2、焦化工艺的特点、焦化工艺的特点 加热炉中的反应可沿用减粘的反应动力学 焦炭塔反应动力学研究不够充分，难以完全体现进料性质与产率之间的关系 在有焦炭塔料位计测量的前提下，反应动力学关系足以预测生焦率，但难以准确预测CGO 与柴油的产率随联合循环比的变化关系 本装置的进料中掺入

29、少量催化油浆，但未见有关催化油浆的转化规律的报导 确定了焦高的预测方法，同时亦可计算出空高。原料和操作变量的影响u焦炭产率约为原料残碳的1.52倍。u以催化油浆和回炼油为原料，可强化催化操作，增加原料来源，但应考虑焦炭灰分及切割问题。u炉出口温度升高5oC，焦炭产率降低约6%（相对值），但炉管结焦倾向增加，焦炭切割困难。国外运行周期多为半年，而我国多为1年，提高炉出口温度幅度不能大。u焦炭塔顶压力下降0.07MPa焦炭产率降低约7%。现有装置受压缩机和分馏塔的能力约束，变化幅度有限，很多厂不允许实时调整气压机转速。原料和操作变量的影响u联合循环比下降，油品总收率提高，加热炉负荷下降、能耗下降但

30、轻质油品产率下降。u焦炭塔焦高增加1m，装置处理量约可提高510% 。u结焦周期缩短，产量增加但泡沫层增高。国外多采用1620小时结焦周期。因管理问题，国内难以实施。u注入消泡剂约可降低焦炭塔空高1m以上，但可能会给下游催化过程带来不良影响。操作中将其作为应急措施。焦炭塔切换事件的描述 焦化工艺为间歇式过程，定期切换焦炭塔。 焦炭塔切换可分为暖塔、小吹气和大吹气暖塔、小吹气和大吹气三个阶段(有些装置无暖塔和小吹气的计量手段)，对装置造成一定的扰动：暖塔初期两塔压差大，暖塔流量大，进入分馏塔的物料和热量大幅度减少。随压差减少，暖塔流量减少，直至压差不变，持续约1小时。暖塔初期，操作员采用分阶段改

31、变暖塔阀位的方法减少扰动。随后，暖塔流量不变，因新塔温度升高，分馏塔进料量增加，扰动减小。暖塔共持续约7小时。焦炭塔切换事件的描述 小吹气初期，蒸汽进入新塔，使轻质油品大量挥发，进入分馏塔的轻组分大量增加，重组分减少，塔顶温度升高，塔底温度下降，持续时间约半小时。随后因新塔液相反应不充分，进入分馏塔的物料和热量减少。持续时间约1.5小时。 大吹气期间，进入分馏塔的物料和热量减少，但随着吹气时间的延长，幅度减小。持续时间为2小时。3、焦化、焦化APC的控制目标的控制目标u平稳操作，着重抵御焦炭塔切换带来的干扰。u保证产品质量，降低质量波动，改善产品切割，增加高价值产品回收率。u根据装置的原料供应

32、情况，在不违背加热炉最高管壁金属温度和焦炭塔最终焦高约束的前提下，在提高装置处理量、提高馏分油收率与提高轻油在提高装置处理量、提高馏分油收率与提高轻油收率之间进行权衡与优化。收率之间进行权衡与优化。u降低焦炭收率。u降低装置能耗。4、焦化、焦化APC的控制策略的控制策略u控制器的划分u加热炉的主要控制策略u反应系统的主要控制策略u分馏塔的主要控制策略u塔切换事件的控制策略（1 1）控制器的划分）控制器的划分u分馏塔底（蜡油抽出斗以下）与加热炉、焦炭塔的耦联十分强烈，上下进料比影响联合循环比和加热炉入口温度。u该装置无蜡油下返塔，分馏塔上部操作对反应系统无影响，故将加热炉、焦炭塔及分馏塔底部看作

33、是反应系统，分馏塔上部看作是分离系统，分别用两个多变量控制器控制。这样就形成了我们自己的独特设计风格。u分馏对反应系统无干扰，反应系统对分馏的扰动为加热炉进料量和人字挡板上方温度。 反应系统的主要工艺变量均在反应系统的控制范围内。 反应系统时间常数小，分离系统时间常数大，分别控制可提高反应系统的响应速度。 控制器变量少，矩阵的条件数减小，鲁棒性增加，有利于提高控制品质。（2 2）加热炉的主要控制策略）加热炉的主要控制策略 着重于炉出口温度的平稳 采用支路平衡策略减小炉出口温差。 稳定燃气压力，燃气流量阀位饱和后可自动调整燃气压力，摆脱饱和。 最高炉膛温度或炉管表面温度约束。 兼顾加热炉热效率和

34、炉膛压力 当处理量或联合循环比变化大时，根据烟气氧含量及时调节引风量和烟道翻板，可稳定燃烧，提高加热炉热效率。（3）反应系统的主要控制策略）反应系统的主要控制策略 焦炭塔空高控制 本厂年平均焦高16m，最低13m，最高19.5m，根据生焦速率计算装置进料量，有相当提高处理量的潜力。 40万吨改为60万吨后，加热炉能力是主要约束，APC控制器可协调影响加热炉能力的各因素，适时地提高装置进料量。 提高进料量与现有调度管理方法相冲突，需给焦化装置一定的操作灵活性。 联合循环比控制 联合循环比是权衡装置处理能力、产品分布和能耗的关键变量，APC控制器可实时地根据装置的约束，特别是加热炉能力和处理量目标

35、，优化联合循环比。 联合循环比由分馏塔上下进料比决定，受诸多干扰因素的影响，常规控制系统平稳联合循环比的能力差，APC控制器的多变量解耦能力可更好地控制联合循环比。 降低焦炭产量 本装置允许炉出口温度在2oC 内波动，略微放宽到3oC左右，平稳炉出口温度，有降低焦炭产量的潜力。加工高残碳原料时，处理量小，结焦倾向低，焦炭产量大。可在结焦倾向相当的情况下，在炉出口温度上限操作，降低焦炭产量。加工低残碳原料时，处理量大，可在炉出口温度下限操作。 焦炭塔压力控制 本装置的气压机达不到额定转速，吸入压力经常处于饱和状态，需作为处理量的约束上限。（4）分馏系统的主要控制策略）分馏系统的主要控制策略 平稳

36、产品质量，实现卡边操作 克服焦炭塔切换事件对操作的干扰。 提供汽油干点、柴油干点和蜡油10%点的工艺计算。 平稳分馏塔顶及产品抽出板温度。 平稳产品抽出量。（5）焦炭塔切换事件的控制策略）焦炭塔切换事件的控制策略u平稳操作是APC控制器的重要任务。就焦化装置而言，抵御焦炭塔切换事件的干扰是平稳操作的重点。u焦炭塔切换事件扰动幅度大、持续时间长，对干扰源又缺乏或没有计量手段，根据本装置的具体情况制定了如下控制策略： 确定事件的触发准则。 制定操作员干预的操作程序。 按事件及其在不同时间段的特征，定义干扰的属性，及补偿手段，并将其定义为变幅度的干扰时间序列，用于对控制器补偿。 通过现场测试，得到干

37、扰序列的幅度变化规律，建立时间域干扰模型 5 5、先进控制系统的设计与实施、先进控制系统的设计与实施 （1)1)系统结构及软件系统结构及软件 系统结构系统结构 焦化装置先进控制采用开放式的拓扑结构，其核心部分采用基于模型的 Profit Controller多变量预估控制器；相关的产品质量推断计算和工艺计算作为装置原有测量手段的补充和完善；霍尼韦尔的过程历史数据库（PHD）为先进控制应用提供了功能强大的实时数据平台和历史数据记录。图4-1 为先进控制系统结构图。DCSDCS层层 Honeywell TPSHoneywell TPSAPP NodeAPP Node应用站应用站图图1 1 控制系统

38、结构图控制系统结构图实时数据库实时数据库PHD ServerHoneywell TPS控制系统控制系统接口软件服务器端接口软件服务器端RDI Net Server接口软件客户端接口软件客户端RDI Net Client先进控制软件先进控制软件 Profit Controller图1中系统拓扑划分为两个层次，其中：DCS层 *公司焦化装置的DCS系统采用Honeywell公司的TPS系统，与过程直接相连，完成常规的控制任务。应用站APP Node 本项目中，先进控制系统的控制器直接在AppNode上运行。APP Node 、常规控制系统和先进过程控制系统都是Honeywell公司的产品，实现了P

39、rofit Controller 与DCS系统的“无缝”链接。系统软件系统软件常规控制软件 常规控制软件即指Honeywell TPS系统软件和应用软件。服务进程 服务进程是AppNode上运行的CL Server和OPC Server服务。先进控制软件 先进控制软件是Honeywell公司提供的Profit Suite套件。控制器Profit Controller分为在线和离线两部分。在线部分即控制器部分，实时在上位机上运行，可作为先控软件与接口的通讯软件的客户端，离线部分主要包括模型辨识工具，仿真工具和组态工具等。（2)Profit Controller2)Profit Controlle

40、r控制器控制器 作为多入多出(MIMO)的控制系统，Profit Controller能够非常灵活地应用于强耦合的工业过程。RMPCT能够降低控制器安装、阶跃测试、控制器投用和控制器维护等过程对工程资源的需求。RMPCT是一种具有多变量输入/输出的、基于动态模型的、采用多步预测和多步控制以及滚动优化、反馈校正的控制算法，并带有一定优化功能的控制技术。在过程变量有强耦合关系时，控制器在一个较宽的操作区间仍然能够适用。这包括设置一些硬的约束和软的约束，独立设置控制器和优化器的调节速度，以及调节漏斗的参数等。这些设计使模型不确定性造成的影响最小化，降低维护控制器的难度和工作量。 焦化先进控制在控制应

41、用上分为反应系统和分馏系统两大部份。控制器名反应系统控制器DCOKE分馏系统控制器FRAC执行周期控制器执行周期为1分钟。（3)3)工艺计算工艺计算 在先进控制项目中，有一些变量无法或难以用传感器直接测量，而这些变量对于提高产品质量和保证安全生产有重要作用，是工业生产过程中必须加以严格监视和控制的参数。由于在线质量仪表设备投资大、维护保养复杂、且有较大的测量滞后，因此在线工艺计算是一种可取的既经济又实惠的手段。工艺计算可采用计算软件工具包（如PROFIT TOOLKIT），也可以用其它方法，例如用回归模型。为了长期维持工艺计算的精度，一般采用化验室的数据进行校正。*公司焦化装置先进控制相关的工

42、艺计算包括： 焦炭塔空高计算 循环比 炉F7001辐射段总流量 焦炭塔焦高的实时值 焦炭塔最终焦高预测值 加热炉炉膛最高温度 加热炉东支路辐射段管壁最高温度 加热炉西支路辐射段管壁最高温度 汽油90点计算 柴油90点计算 蜡油10点计算（4)4)过程历史数据库（过程历史数据库（PHDPHD） 焦化装置先进控制采用Honeywell公司的实时数据库平台PHD。组态点的类型 组态点的类型包括采集型（COLLECTION），输入型（MANUAL INPUT），计算型（DEMAND CALCULATION）和下传型（Put down）。PHD通过实时数据接口（RDI）直接从DCS进行过程数据的交换。实

43、时数据接口（RDI） 焦化装置先进控制设有一个RDI，定义为：FJRDI1。（5)5)控制器数据信息流控制器数据信息流 Profit Controller控制器内部包含了大量的数据信息，但不是所有的数据都需要与PHD相联接。控制器设计时，要对需要联接的数据信息进行组态和定义，这些点在控制器组态文件（.cfg）中加以描述。Profit ViewData PoolPHDRMPCT EngineDCS图4-2 数据信息流（6)6)控制器安全措施控制器安全措施控制器安全设计体现在下面几个方面：通讯状态监测 控制器通过自带的WatchDog功能，实时监测控制器与DCS之间的通讯状态。一旦由于物理连接或控

44、制器进程故障导致的通讯中断，DCS将自动切除 所有MV。MV WindUp状态监测 控制器能够判断MV所对应DCS控制回路的积分饱和状态，并指导MV向着具有调节能力的方向调整。MV输出的有效性检查 控制器MV输出值被强制在上下限定值范围内，并且只有在控制器状态满足控制要求时，该值才能够送至DCS控制回路的设定值。（7)7)反应系统多变量控制器变量表反应系统多变量控制器变量表 概述概述 焦化装置反应系统控制器的控制范围：新鲜进料、分馏塔底部、加热炉、焦碳塔。其设计基本原则见下表。反应系统控制器设计反应系统控制器设计产率 & 处理量能耗操作及约束加热炉出口温度控制循环比控制控制焦炭塔最终焦

45、高控制过剩空气量炉管表面温度，炉膛温度燃气和烟道阀位炉膛压力分馏塔塔底温度控制焦化塔最高料位监测工艺计算：焦炭塔焦高产品质量计算控制器变量列表控制器变量列表反应系统控制器CV列表序号序号位号位号描述描述备注备注1TI7133.PV加热炉出口混合温度2MAXTH.PV加热炉炉膛最高温度新增点3MAXTE.PV加热炉东支路辐射段最高管壁温度新增点4MAXTW.PV加热炉西支路辐射段最高管壁温度新增点5TI7143.PV炉子烟气出口温度优化变量6AI7101.PV加热炉烟气氧含量优化变量7PI7109.PV炉膛压力8TIC7103C.OP加热炉东支路燃气阀位9TIC7105C.OP加热炉西支路燃气阀

46、位10PIC7101.OP燃气压力阀位11RECYCLE循环比新增点12LCOKEPRD.PV焦炭塔最终焦高新增点优化、约束13LI7210.PV分馏塔底液位14TI7215.PV分馏塔底温度15TIC7906.OP分馏塔蒸发段温控阀位16PIC7406.PV气压机入口压力注：表中新增点 MAXTH.PV=MAX(TI7108A.PV，TI7108B.PV，TI7108C.PV，TI7108D.PV，TI7108E.PV，TI7108F.PV)MAXTE.PV=MAX(TI7134.PV，TI7136.PV，TI7138.PV)MAXTW.PV=MAX(TI7135.PV，TI7137.PV，

47、TI7139.PV)RECYCLE=(FIC7102.PV+FIC7103.PV)-F1C7101.PV)/FIC7101.PVLCOKEPRD.PV为工艺计算所得。反应系统控制器反应系统控制器MVMV列表列表序号位号描述备注1FMC7101.SP分馏塔总进料量2FIC7102.SP加热炉东支路流量3FIC7103.SP加热炉西支路流量4TIC7103C.SP加热炉东支路出口温度 5TIC7105C.SP加热炉西支路出口温度6TIC7906.SP分馏塔蒸发段温度7PIC7101.SP燃气压力8HC7405.OP加热炉鼓风机阀位9PIC7111.OP加热炉引烟机阀位反应系统控制器反应系统控制器D

48、VDV列表列表序号位号描述备注1SW01ST焦炭塔暖塔事件2SW02ST焦炭塔小吹汽事件3SW03ST焦炭塔大吹汽事件使用的工艺计算使用的工艺计算下表列出了有关加热炉和焦炭塔的工艺计算。 有关加热炉和焦炭塔的工艺计算序号位号描述反馈1MAXTH.PV加热炉炉膛最高温度2MAXTE.PV加热炉东支路辐射段最高管壁温度3MAXTW.PV加热炉西支路辐射段最高管壁温度4RECYCLE循环比5LCOKEPRD.PV焦炭塔最终焦高料位计6LCOKE.PV焦炭塔焦高预测料位计（8)8)分馏塔多变量控制器变量表分馏塔多变量控制器变量表 概述概述 焦化分馏塔控制器的控制范围包括分馏塔重蜡焦化分馏塔控制器的控制

49、范围包括分馏塔重蜡 油集油箱以上部分。其设计基本原则见下表。油集油箱以上部分。其设计基本原则见下表。 分馏塔控制器设计考虑分馏塔控制器设计考虑产率 & 处理量能耗操作及约束切割点控制塔顶温度控制回流优化高温位取热最大化阀位工艺计算：汽油90点柴油90点CGO馏程10% 复杂控制回路控制器变量列表控制器变量列表 分馏塔控制器CV列表序号位号描述备注1NAPH90.PV汽油90%点计算点2TI7202.PV分馏塔顶温度3LCO90.PV柴油90%点计算点4TI7911.PV柴油抽出温度5CGO10.PV焦化蜡油（CGO）馏程10%计算点6TI7210.PV焦化蜡油抽出温度7TIC7901.

50、PV柴油上回流返塔塔内温度8TIC7903.PV中段回流返塔塔内温度9TIC7901B.OP柴油回流换热三通阀阀位10PI7205.PV分馏塔顶压力 分馏塔控制器MV列表序号位号描述备注备注1FMC7201.SP分馏塔塔顶循环量变频变频2TIC7901B.SP柴油上回流返塔温度3FMC7207.SP柴油吸收剂流量变频变频4FIC7202.SP柴油下回流流量5TIC7903B.OP中段回流返塔温控阀位6FMC7205.SP中段回流量变频变频7FIC7203.SP蜡油上回流流量8FIC7215.SP蜡油下回流流量9PIC7406.SP气压机入口压力 分馏塔控制器DV列表序号序号位号位号描述描述备注

51、备注1SW01ST焦炭塔暖塔事件2SW011ST焦炭塔改平衡事件3SW02ST焦炭塔小吹汽事件4SW03ST焦炭塔大吹汽事件5TIC7906.PV分馏塔蒸发段温度切塔事件时摘除6FMC7101.PV分馏塔总进料量7FIC7901.PV塔顶冷回流流量暂时未用使用的工艺计算使用的工艺计算分馏塔相关的工艺计算序号位号描述反馈1NAPH90.PV汽油90%点化验室2LCO90.PV柴油90%点化验室3CGO10.PV焦化蜡油（CGO）馏程10%化验室（9)9)创建焦炭塔预热事件变量创建焦炭塔预热事件变量目的在切换焦化塔操作之前，需对待用塔进行预热。预热蒸汽将进入主分馏塔，从而对主分馏塔带来干扰，为消除

52、这一干扰，建立某变量以描述这种事件的发生。计算说明 该计算由PHD中虚点定义来实现。 在DCS中对应的点名为：SW01ST。计算规范点名: SW01位号名SW01说明焦化塔预热事件点类型Virtual Tag计算周期1分钟输入量说明位号名说明单位对应变量TI7127 焦炭塔1塔底温度DegC.PVTI7132 焦炭塔2塔底温度DegC.PVPI7105 焦炭塔1塔顶压力MPa.PVPI7106 焦炭塔2塔顶压力MPa.PV（10)10)创建焦炭塔切换事件变量创建焦炭塔切换事件变量目的延迟焦化一个主要的生产特征是需要定期切换焦化塔操作，这样难免会对整个操作带来定期干扰，严重影响平稳生产。先进控制技术将充分利用其前馈预估特性提前采取行动，使得这种干扰最小化。为此，需建立某变量以描述这种事件的发生。计算说明该计算由PHD中虚点定义来实现。 在DCS中对应的点名为：SW02ST。 计算规范 点名: SW02位号名SW02说明焦炭塔切换事件点类型Virtual Tag计算周期1分钟输入量说明位号名说明单位对应变量TI7127 焦炭塔1塔底温度DegC.PVTI7132 焦炭塔2塔底温度DegC.PV（11)11)创建焦炭塔大吹汽事件变量创建焦炭塔大吹汽事件变量目