Фафурин В.А., Терюшов И.Н. Автоматизация технологических процессов и производств - файл n1.doc

приобрести
Фафурин В.А., Терюшов И.Н. Автоматизация технологических процессов и производств
скачать (16087.5 kb.)
Доступные файлы (1):
n1.doc16088kb.18.09.2012 09:51скачать

n1.doc

1   2   3   4   5   6   7   8   9   ...   21

"DIGNOSTICA " - Контроль достоверности исходной информации и диагностика отказов информационно-измерительных каналов
DIM x(4), dx(4), sigma(4), p(4)

COLOR 7, 0

CLS

PRINT " Контроль достоверности исходной информации и"

PRINT "диагностика отказов информационно-измерительных каналов"

PRINT

PRINT "Ввод исходной информации для расчета"

PRINT "___________________________________________"

PRINT "Численные значения кол-ва информации, поступающей с каждого ИИК:"

FOR i = 1 ТО 4

PRINT "X("; i;") =";

INPUT "", x(i)

NEXT i

INPUT "Допустимая погрешность выполнения уравнения связи:", I

PRINT : PRINT "Допустимые погрешности работы ИИК:"

FOR i = 1 ТО 4

PRINT "dX("; i;") =";

INPUT "", dx(i)

NEXT i

PRINT: PRINT "Среднеквадратичные погрешности измерения:"

FOR i = 1 TO 4

PRINT "sigma("; i;") =";

INPUT "", sigma(i)

NEXTi
PRINT " **********************Расчет*********************** "

SX = x(1) + x(2) + x(3)-x(4)

PRINT USING "Погрешность выполнения уравнения связи = ### . #####"; SX

IF ABS(SX)<= I THEN PRINT "Все результаты измерения достоверные": END

PRINT "Среди результатов измерения имеются недостоверные"

k = 0

FOR i = 1 TO 4

k = k + 1 / (sigma(i) ^ 2)

NEXTi

k= 1 /k

PRINT USING "K= ### . #####"; k

PRINT "Весовые коэффициенты:"

FOR i = 1 TO 4

p(i) = k / (sigma(i) ^ 2)

PRINT USING "P(#)= ### . #####"; i; p(i)

NEXT i

A=0

FOR i = 1 TO 4

A=A+1/p(i)

NEXT i

A=SX/A

PRINT "Новые значения оценок погрешностей ИИК:"

FOR i = 1 ТО 4

temp = dx(i)

dx(i) = A/p(i)

PRINT USING "dx(#) = ### . #####"; i; dx(i)

IF ABS(dx(i)) > temp THEN PRINT "----- Частичный отказ ИИК"; i

NEXTi

dx(4) = -dx(4)

PRINT "Откорректированные оценки значений ИИК:"

FOR i = 1 ТО 4

x(i) = x(i) - dx(i)

PRINT USING "x(#) = ### . #####"; i; x(i)

NEXT i

s = 0

x(4) = -x(4)

FOR i = 1 TO 4

s = s + x(i)

NEXT i

PRINT USING "Проверка: ## . #####"; s
END

Литература
1. Норенков И.П. Основы автоматизированного проектирования: учебник для ВУЗов.- 2-е изд., перераб. И доп. / И.П.Норенков. – М.: изд-во МГТУ им. Н.Э.Баумана, 2002. – 336 с.

2. Автоматическое управление в химической промышленности: учебник для вузов / Е. Г. Дудников и др.; под редакцией Е. Г. Дудникова. – М.: Химия, 1987. – 368 с.

3. Системы автоматизации и управления: лабораторный практикум/ В.А. Фафурин, И.Н. Терюшов, А.И. Мухаметзянов. – Казань: изд-во Казан. гос. технол. ун-та, 2007. – 188 с.

4. Ицкович Э.Л. Контроль производства с помощью вычислительных машин / Э.Л. Ицкович. – М.: Энергия, 1975. – 418 с.

5. Бородин И.Ф. Автоматизация технологических процессов/ И.Ф. Бородин, Ю.А. Судник. – М.: Колос, 2004. – 344 с.

6. Чистяков В.С. Краткий справочник по теплотехническим измерениям / В.С.Чистяков.– М.: Энергоатомиздат,1990.– 320 с.

Лабораторная работа 2

ВЫБОР ОПТИМАЛЬНЫХ СТРУКТУР АСР ОБЪЕКТОВ НА ОСНОВЕ ИСПОЛЬЗОВАНИЯ ИХ МАТЕМАТИЧЕСКИХ МОДЕЛЕЙ
Цель работы:


  1. Освоить теоретические положения по выбору оптимальных структур АСР технологических объектов на основе использования их математических моделей и соответствующих моделирующих алгоритмов.

  2. Закрепить теоретический материал по выбору оптимальных структур АСР на конкретном примере.

  3. Для дальнейшей работы (дипломное проектирование, работа на производстве и в проектных организациях) приобрести опыт по выбору тех структур АСР, которые в наибольшей степени удовлетворяют требованиям технологического регламента и выбранному критерию управления процессом.



  1. Постановка задачи исследования


При построении систем автоматизации технологических процессов и их самого нижнего звена – автоматических систем регулирования (АСР) решаются следующие три задачи:

Первая задача – задача выбора структуры АСР, обеспечивающей оптимальное или близкое к нему (квазиоптимальное) значение критерия управления (критерия оптимальности или целевой функции), который мы выбираем исходя из производственной необходимости, экономических соображений и т.д.

Например, необходимо, чтобы АСР обеспечивала максимум выхода продукта с установки F с соблюдением ограничений на его состав (качество), или чтобы АСР обеспечивала максимальную чистоту продукта Q при ограничении на производительность установки F:

при

или

при .

Первая задача решается с использованием математических моделей статики процесса, составляемых на основе уравнений материального и теплового балансов, уравнений кинетики тепло- и массопередачи, уравнений фазового равновесия и др. Эти уравнения записываются для статических (установившихся) режимов работы объекта.

Вторая задача – задача выбора законов регулирования регуляторов, которые входят в выбранную нами оптимальную с точки зрения статики АСР: П, ПИ, ПИД и другие законы.

Третья задача – задача расчета настроечных параметров регуляторов, законы регулирования которых мы определили при решении второй задачи.

Вторая и третья задачи решаются на основе использования математических моделей динамики объекта автоматизации. Это, как правило, те же уравнения материального и теплового балансов, записанные для переходных режимов работы объекта.

В данной лабораторной работе мы рассматриваем решение первой задачи, т.е. задачи выбора оптимальных структур АСР на основе использования математических моделей статики процесса, конкретно для процесса ректификации с использование моделирующих алгоритмов STAT B 05 и STAT B 06, полученных из уравнений статики объекта приведенных ниже.


2. Теоретические положения
2.1. Математическое описание статики процесса ректификации
Рассмотрим математическое описание статики процесса ректификации бинарных смесей по материальному балансу более летучего компонента с учетом кинетики массопередачи на тарелках.

Примем следующие допущения:

  1. Исходная бинарная смесь и флегма подаются в колонну в виде жидкости при температуре кипения.

  2. Жидкость в колонне находится при температуре кипения, а пар насыщенный.

  3. Конденсатор колонны полный, т.е. .

  4. Массопередача на тарелках эквимолярная, т.е.

, .

  1. Унос жидкости с тарелок отсутствует.

  2. Концентрация легколетучего компонента в парах, поднимающихся из куба колонны, равна концентрации его кубовой жидкости, т.е. .

7. В паровой фазе в зоне массообмена принимается полное вытеснение, а в жидкой фазе - полное перемешивание.

8. Давление по высоте колонны постоянно.

9. По всей площади тарелки локальный коэффициент массопередачи одинаков.

При принятых допущениях уравнения материального баланса для части колонны, расположенной ниже тарелки питания , имеют вид:

; (1)

. . (2)

Для :

; (3)

. (4)

Принятые допущения позволяют свести процесс массообмена на тарелке к схеме Мерфи, т.е. к массообмену при движении некоторого объема паровой фазы через слой жидкости одинаковой концентрации (идеальное вытеснение по паровой фазе, идеальное смешение в жидкой).

В этом случае имеем соотношение

, (5)

где Еi - локальный КПД тарелки или КПД Мерфи.

Из (5) получим выражение для уi:

, (6)

Согласно теории аддитивности фазовых сопротивлений коэффициент массопередачи может быть представлен как простая функция частных коэффициентов массоотдачи для паровой () и жидкой () фаз

, (7)

где S – эффективная площадь тарелки, м2.

В общем виде

, (8)

. (9)

Для определения численных значений и используются критериальные уравнения, полученные на основе экспериментальных данных [1].

Расчет равновесных составов паровой и жидкой фаз будем осуществлять по уравнению

, (10)

где - коэффициент относительной летучести разделяемой смеси на i-ой тарелке.

Сведения и необходимые данные по равновесию жидкости и пара можно найти в [1].

Записывая приведенные выше уравнения последовательно для тарелок с граничными условиями для куба

(11)

и конденсатора

, (12)

а также учитывая условие оптимальности ввода сырья

при (13)

и уравнения материального баланса колонны

; (14)

, (15)

получим математическое описание статики рассматриваемого объекта с учетом кинетики массопередачи на тарелках.

Решением системы уравнений (1-15) при соответствующих ограничениях на паровой и жидкостной потоки [1] являются величины и (), т.е. значения концентрации на тарелках.

В приведенных выше уравнениях (1-15):

F- количество исходной смеси, кмоль/ч; D - отбор дистиллята, кмоль/ч; W- отбор кубового продукта, кмоль/ч; V- количество пара, уходящего с тарелки (паровой поток по колонне), кмоль/ч; L- количество жидкости, стекающей с тарелки (жидкостный поток в колонне), кмоль/ч; xF- состав питания, мольные доли; x0, xn+1 - концентрация легколетучего компонента в кубовом продукте и дистилляте соответственно, мольные доли; xi- концентрация легколетучего компонента в жидкости, стекающей с i-й тарелки, мольные доли; yi- концентрация легколетучего компонента в паре с i-й тарелки, мольные доли; y*i - концентрация легколетучего компонента в паре, равновесном с жидкостью состава xi, мольные доли; q- энергетическое состояние (энтальпия) питания, кДж/кмоль; ?L,?V- коэффициенты массоотдачи в жидкой и паровой фазах соответственно, рассчитанные на единицу эффективной площади тарелки, кмоль/м2; - тангенс угла наклона касательной к кривой равновесия ; ? - коэффициент относительной летучести; - коэффициент массопередачи по паровой фазе, отнесенный ко всей эффективной площади тарелки, кмоль/ч.

Индексы:

i - номер тарелки;

n - число тарелок;

f- номер тарелки питания;

з - заданное значение составов.
2.2 Алгоритмы построения областей допустимых управлений процессом ректификации
Для построения допустимых областей управления процессом ректификации воспользуемся алгоритмами STAT B 05 и STAT B 06, разработанными в [1]

2.2.1 Алгоритм процедуры STAT B 05
В качестве независимых переменных в данном случае задаются концентрация хn+1 и паровой поток V. Определению подлежат величины х0 и Fn+1. Концентрация легколетучего компонента x0 в кубе колонны связана с расходом дистиллята Fn+1 уравнением материального баланса

. (16)

Значение при последовательном расчете по рекуррентным формулам определяется как

(17)

Поскольку значение само является функцией , то зависит только от .

Итак, алгоритм решения задачи следующий:

  1. Выбираем значение и по формуле (16) определяем . В каждом цикле расчета величину выбираем как среднее арифметическое значений, ограничивающих слева и справа, т.е.

, (18)

Для первого цикла принимаем

, (19)

, (20)

где Fn+1,n- максимально возможное теоретически значение отбора дистиллята заданного состава.

  1. По уравнениям общего материального баланса рассчитываются количество кубового продукта W=F-D (D=Fn+1) и жидкостный поток в колонне

, , (21)

, , (22)

где V – задано условием задачи.

  1. По уравнениям (2), (4), (6) определяем значение

(23)
где

; ; (24)

Равновесную концентрацию легколетучего компонента в паровой фазе находим по уравнению (10)

. . (25)

Коэффициент , входящий в выражение (24), находим по формуле (7)

. (26)

Для нахождения величины продифференцируем (10) по . Тогда получим

. (27)

Имеем

. (28)

Величины и рассчитываются по критериальным соотношениям как функции конструктивных и технологических параметров системы. В лабораторной работе величины ?i , и рассчитываются по уравнениям (46) и (47).

Аналогичные выражения для x и y можно записать последовательно и для остальных тарелок колонны, т.е. для , причем при рассчитывается по уравнению (3), а - по уравнению (4).

; (29)

; (30)

……………………………………………

; (31)

. (32)

В уравнениях (29) и (30) величина (допущение 3), заданная по условию задачи.

4. Проверяем правильность выбора . Если выбрано правильно, то , рассчитанное по формуле (32), должно равняться, заданному по условию задачи. Геометрически это соответствует точке 0 на рис.2.1


Рис.2.1. Геометрическая интерпретация процедуры STAT B05
Если , ; если ,

В обоих случаях необходимо изменять значения до тех пор, пока разность не будет меньше наперед заданного числа .

Направление изменения определяем следующим образом. Если , то следует увеличить, для чего Fn+1,л вместо нуля принимаем равным из предыдущего цикла расчета, а правую границу оставляем прежней.

Если же , то следует уменьшить, для чего в качестве левой границы оставляем , а правую принимаем равной из предыдущего цикла расчета. Аналогично поступаем и при дальнейшем уточнении .

Проводя аналогичные расчеты и для других значений V в заданной по условию области в плоскости управлений , V построим кривую заданного качества верхнего продукта (рис.2.3 кривая )
2.2.2. Алгоритм процедуры STAT B06
В качестве независимых переменных выбираем концентрацию х0 и паровой поток V . Определению подлежат величины , .

Концентрация легколетучего компонента в дистилляте связана с расходом дистиллята уравнением материального баланса

, (33)

где - функция от .

Алгоритм решения задачи:

  1. Выбираем значение и по формуле (33) определяем . Величину в каждом цикле расчета выбираем как среднее арифметическое значение, ограничивающих слева и справа.

, (34)

Для первого цикла принимаем

, (35)

, (36)

где - минимальный отбор при заданной чистоте кубового продукта х0,3 , что соответствует максимальной физически реализуемой чистоте дистиллята, равной единице; - максимальное физически реализуемое значение отбора дистиллята, равное расходу питания F.

  1. По уравнениям общего материального баланса рассчитываем величины W и Li для и (см. п.2 процедуры STAT B05).

  2. По уравнениям (2), (4), (6) определяем значения хi и yi при (см. п. 3 процедуры STAT B05).

Например, для n-й тарелки имеем

; (37)

. (38)

В уравнении (37), определяемо по формуле (33)

4. Проверяем правильность выбора . Если выбрано правильно, то, рассчитанное по формуле (33), должно равняться . Геометрически это соответствует точке 0 на рис.2.2


Рис.2.2 . Геометрическая интерпретация процедуры STAT B06
Как и в предыдущем случае, при значение необходимо изменять до тех пор, пока разность не будет меньше наперед заданного числа .

Направление изменения определяем следующим образом. Если , то в качестве правой границы берем значение из предыдущего цикла расчета, а левую границу оставляем прежней. Если же , то из предыдущего цикла расчета берем в качестве левой границы, а в качестве правой оставляем . Также поступаем и при дальнейшем уточнении .

Проводя аналогичные расчеты и для других значений V в заданной по условию области в плоскости управлений , V построим кривую (рис.2.3, кривая ).

Построенные совместно кривые и в плоскости параметров, V, дадут области допустимых управлений, аналогичные изображенным на рис.2.3.
2.3. Выбор оптимальных структур АСР процесса ректификации
Если речь идет об оптимальных структурах, то, прежде всего, надо задать критерий оптимальности или целевую функцию. В качестве такого критерия можно принять максимум выхода дистиллята с установки, т.е. с ограничением на его качество (состав) . Этот состав должен быть не ниже заданного, определяемого технологическим регламентом производства На областях допустимых управлений это будут режимы, соответствующие точкам А, В и С.



Рис.2.3. Области допустимых управлений процесса ректификации: Fmin, Fном, Fmax - области допустимых управлений, соответствующие минимальной, номинальной и максимальной загрузке колонны по сырью
Можно выбрать и другой критерий оптимальности, например, минимум энергозатрат (затрат пара на ректификацию) – это точки A`, B` и С`, или критерий максимума дохода с установки – точки А``, B`` и C``.

На практике выбор того или иного критерия определяется требованиями производства. При выполнении лабораторной работы студент может выбрать критерий оптимальности по своему усмотрению.

Чтобы выбрать оптимальную структуру АСР надо иметь совокупность альтернативных структур систем, из которых можно сделать этот выбор. В качестве таких альтернативных структур в работе рассматриваются три возможных структуры АСР [1]:

  1. Первая структура (см. рис.2.4) включает в себя АСР состава дистиллята с клапаном на линии отбора дистиллята или подачи флегмы в колонну (регулятор состава 1) и АСР расхода пара в кипятильник колонны с клапаном на линии подачи пара в него (регулятор расхода 2).


Рис.2.4. АСР состава дистиллята и подачи пара в кипятильник колонны: К – колонна; Т-1 – кипятильник; Т-2 – конденсатор; 1 – регулятор состава дистиллята; 2 – регулятор расхода пара в кипятильник колонны
2. Вторая структура (см. рис.2.5) включает в себя АСР соотношения расходов сырья и дистиллята с клапаном на линии отбора дистиллята (регулятор соотношения расходов 2) и АСР состава дистиллята с клапаном на линии подачи пара в кипятильник колонны (регулятор состава 1).

Рис.2.5. АСР состава дистиллята и соотношения расходов сырья и дистиллята: К – колонна; Т-1 – кипятильник; Т-2 – конденсатор; 1 – регулятор состава дистиллята; 2 – регулятор соотношения расходов сырья и дистиллята
3. Третья структура (см. рис.2.6) включает в себя АСР соотношения расходов дистиллята и пара в кипятильник колонны с клапаном на линии подачи пара в кипятильник (регулятор соотношения расходов 2) и АСР состава дистиллята с клапаном на линии подачи флегмы в колонну (регулятор состава 1).


Рис.2.6. АСР состава дистиллята и соотношения расходов дистиллята и пара в кипятильник колонны: К – колонна; Т-1 – кипятильник; Т-2 – конденсатор; 1 – регулятор состава дистиллята; 2 – регулятор соотношения расхода дистиллята и расхода пара в кипятильник колонны
Какая из этих структур будет наиболее оптимальной для колонны, описываемой конкретной математической моделью, т.е. имеющей конкретные области допустимых управлений, полученные из этой модели, может подсказать предлагаемая в работе методика.

Для выбора оптимальной структуры АСР задаем критерий оптимальности – максимум выхода дистиллята с составом (качеством) не хуже заданного, т.е. при

.

Рассматриваемые нами альтернативные структуры в полной мере не смогут обеспечить требования , а будут в большей или меньшей степени лишь приближаться к условию обеспечения максимума выхода дистиллята, т.е. каждая из рассматриваемых структур будет иметь ту или иную меру неоптимальности – отклонения того значения , которое она обеспечит, от действительного максимума , определяемого точками A,B и C на рис.2.3:

,

где ?D - мера неоптимальности рассматриваемой системы.

В итоге за оптимальную примем ту АСР, для которой величина ?D будет минимальной.

Рассмотрим поочередно каждую из альтернативных структур.
Система 1, рис.2.4
Математическая модель статики ректификационной колонны описывается системой уравнений (1-15), решая которые на ЭВМ потарельчатым многоитерационном методом (см. программы «STAT B05», «STAT B06»), получаем области допустимых управлений для трех нагрузок на колонну по сырью: Fmin, Fном, Fmax (рис.2.7).


Рис.2.7. Области допустимых управлений процесса ректификации - величина задания регулятору расхода 2 пара в кипятильник колонны;?D1, ?D2 - мера неоптимальности работы АСР при минимальной и максимальной нагрузках на колонну

Для суждения об оптимальности (или неоптимальности ) этой системы проводим через т. В максимума выхода дистиллята для номинального режима работы колонны вертикаль ab, определяющую множество режимов работы регулятора расхода пара 2. Меру неоптимальности этой системы находим как среднее арифметическое из величин ?D1 и ?D2

, (39)

Как находятся величины ?D1 и ?D2 ясно из рис.2.7

Величина на рис.2.7 является заданием регулятору расхода пара 2, которое установит этому регулятору аппаратчик или оператор-технолог.
Система 2, рис.2.5
Для суждения об оптимальности этой системы вновь изобразим в плоскости D и V области допустимых управлений, что показано на рис.2.8

Рис.2.8. Области допустимых управлений процесса ректификации: Fn+1,min; Fn+1,ном;Fn+1,max - горизонтали, определяющие множество режимов работы регулятора соотношения расходов сырья и дистиллята

По формулам:

;

; (40)

,

где К – коэффициент соотношения расходов сырья и дистиллята, находим положение горизонталей Fn+1,min; Fn+1,ном; Fn+1,max, определяющих множество режимов работы регулятора соотношения расходов 2 (см. рис.2.5), и проводим их так, как показано на рис.2.8

Меру неоптимальности работы этой системы находим как среднее арифметическое из значений ?D1, ?D2 и ?D3.
. (41)

Величина К в соотношениях (40) рассматривается как среднее арифметическое из значений К1 и К2 , определяемых по формулам

;

(42)



для всех трех уровней нагрузок на колонну, т.е. для; Fn+1,ном; Fn+1,max. Итак, получаем три пары значений К1 и К2. Среднее арифметическое рассчитываем по формуле

. (43)

В формулах (42) - наименьшие концентрации х0, при которых режимы работы колонны еще принадлежат допустимым областям управлений (точки d1, d2, d3 , рис.2.8).

Величина К, найденная по формуле (43), определяет задание регулятору 2 на соотношение расходов питания и дистиллята согласно формулам (40).

Если регулятор 2 реализован аппаратно, то величина К устанавливается с помощью соответствующего настроечного диска, если же программно (на контроллере) – то с помощью функциональной клавиатуры.

Может оказаться, что найденные по формуле (43) значения К не обеспечат пересечения одной или нескольких прямых с областями допустимых управлений и тогда система на этих режимах будет неработоспособной (рис.2.9).

Рис.2.9. К определению работоспособности системы 2: при Fn+1,max система неработоспособна
Тогда величину К следует выбирать из неравенства

.

Если же и в этом случае задача не решается, то делается заключение о неработоспособности системы при тех или иных режимах работы колонны.
Система 3, рис.2.6
Для суждения об оптимальности (неоптимальности) этой системы, как и ранее, изобразим области допустимых управлений процесса (см. рис.2.10).

Рис.2.10. Области допустимых управлений процесса ректификации: ab, cd, ef – прямые, определяющие множество режимов работы регулятора 2 соотношения расходов дистиллята и пара в кипятильник колонны; ef – усредняющая прямая
Через точки А и В (максимум выхода дистиллята с установки при минимальной и номинальной нагрузках на колонну) проводим наклонную прямую ab, представляющую собой множество режимов работы регулятора соотношения расходов 2 (см. рис.2.6)

Таким же образом через точки В и С (максимум выхода дистиллята с установки при номинальной и максимальной нагрузках на колонну) проводим наклонную прямую cd, представляющую собой множество режимов работы регулятора соотношения расходов 2 (см. рис.2.6)

Для усреднения меры неоптимальности при работе колонны на минимальной и максимальной нагрузках проводим усредненную прямую ef .

Меру неоптимальности работы системы определяем как среднее арифметическое из значений ?D1 и ?D2 на рис.2.10:

. (44)

Угол наклона прямой ef определит величину задания К регулятору 2 на соотношение расходов дистиллята и пара в кипятильник колонны, согласно уравнению

, (45)

где К – тангенс угла наклона прямой ef к оси V, аb – отрезок, отсекаемый прямой ef на оси D(Fn+1) .

Как и в случае системы 2 величина К устанавливается или с помощью соответствующего диска регулятора соотношения расходов или же с использованием функциональной клавиатуры контроллера.

Окончательное суждение об оптимальности (неоптимальности) работы каждой из рассмотренных систем делаем, сравнивая величины , , . За оптимальную систему принимаем ту, для которой величина , будет наименьшей.

Так, если окажется, что

;

,

то для автоматизации установки используем систему 3, как имеющую наименьшее отклонение обеспечиваемых ей режимов по выходу дистиллята от действительно максимальных режимов, соответствующих точкам А, В и С на областях допустимых управлений (см. рис.2.3)

Зная величину неоптимальности , можно посчитать и ожидаемую годовую экономию (прибыль) от выбора из совокупности альтернативных именно той системы, для которой величина будет минимальной.
Пояснения

  1. Физически области допустимых управлений – это совокупность положений клапанов на линии подачи флегмы в колонну (флегмовое число) и линии подачи пара в кипятильник колонны (паровое число), при которых обеспечивается заданная концентрация конечных продуктов (дистиллята и кубового продукта), или обеспечивается заданное значение выбранной нами целевой функции (критерия управления процессом.

Верхняя дужка (кривая) области допустимых управлений, соответствующая заданной концентрации дистиллята хn+1,3, рассчитывается и строится по процедуре STAT B05, а нижняя, соответствующая заданной концентрации кубового продукта, - по процедуре STAT B06.

  1. В каждой из приведенных систем (1,2,3) рассматривается только две АСР (из шести в типовой схеме автоматизации процесса ректификации), которые контролируют положение основных регулирующих органов, а именно, клапана на линии подачи флегмы в колонну и клапана на линии подачи пара в кипятильник колонны. Это так называемые управляющие воздействия. Именно они определяют значение целевой функции (критерия управления) процесса.

Другие АСР и их регулирующие органы в схеме автоматизации ректификационной колонны лишь стабилизирует параметры на уровне, определяемом технологическим регламентом производства, а не управляют процессом. Поэтому при выборе оптимальных структур АСР они не рассматриваются.

  1. При увеличении нагрузки на колонну, т.е. при увеличении расхода сырья F области допустимых управлений смещаются в плоскости параметров (D,V) вверх и вправо и уменьшаются в размерах (см. рис. 2.11). Можно загрузить колонну так, что рабочая область выродится в точку, и тогда получение продуктов заданной концентрации станет невозможным.




Рис.2.11. Положения областей допустимых управлений при различных значениях F:


  1. В условиях производства можно работать в пределах всей области допустимых управлений, смещаясь по вертикали вверх или вниз (см. рис.2.12)



Рис.2.12. Возможные режимы работы колонны в пределах области допустимых управлений
При движении рабочей точки АСР вниз расход (выход) дистиллята несколько уменьшается. При этом на такую же величину возрастает расход флегмы на орошение. При этом чистота дистиллята возрастает (увеличивается содержание НКК* в дистилляте). Это положительный факт. Но, с другой стороны, увеличение расхода флегмы вызовет также и увеличение содержания НКК в кубовом продукте. Это уже нежелательно, поскольку в кубовом продукте допускаются только «следы» НКК, как и в дистилляте допускаются только «следы» ВКК. *


____________________________________________________________

* НКК, ВКК – низкокипящий и высококипящий компоненты в дистилляте и кубовом продукте колонны.

При движении снизу вверх картина будет обратной. Содержание НКК в дистилляте и кубовом продукте будет уменьшаться. Но все это будет происходить в рамках дозволенного технологическим регламентом колебания флегмового числа и составов дистиллята и кубового продукта, т.к. мы не выходим из области допустимых управлений.

3. Описание объекта автоматизации
В качестве объекта автоматизации взята ректификационная установка, состоящая из ректификационной колонны К, предназначенной для разделения бинарной смеси метанол-вода, кипятильника Т-1 и конденсатора Т-2 (см. рис.2.4, 2.5, 2.6).

Ректификационная колонна имеет 18 ситчатых тарелок и работает при атмосферном давлении. Диаметр колонны – 1300мм, эффективная площадь тарелки S=1600м2. Исходная жидкая смесь метанола и воды при температуре кипения в количестве F и с концентрацией хF легколетучего компонента (метанола) подается на девятую (i=9, считая снизу) тарелку колонны. Из куба колонны, к которому подсоединен выносной кипятильник Т-2 (i=0), выводится кубовый продукт в количестве W с содержанием метанола х0. Поднимающийся из куба поток паров V , контактируя со стекающей по колонне жидкостью Li, обогащается легколетучим компонентом (метанолом), выводится в холодильник-конденсатор Т-2 и конденсируется. Конденсат выводится в качестве верхнего продукта (дистиллята) в количестве с концентрацией метанола , а также поступает на орошение в колонну (флегма) в количестве L.

4. Исходные данные для выполнения лабораторной работы
Вариант 1. (на лабораторную работу отводится достаточное количество часов и студенты по проведенным ниже данным, используя компьютерные программы «STAT B05» и «STAT B06», сами рассчитывают области допустимых управлений)
Дано:

  1. Математическая модель статики процесса – уравнения (1-15) и полученные на ее основе моделирующие алгоритмы в виде процедур STAT B05 и STAT B06.

  2. Расчетные формулы для определения величин ?i, и , входящие в математическую модель процесса:

2.1. Формула для расчета относительной летучести смеси метанол-вода

, (46)

Где хi, состав НКК (метанол) в жидкой фазе на тарелках.

2.2. Формулы для расчета коэффициентов массоотдачи для паровой и жидкой фаз.

,

(47)

.

  1. Ограничения по паровому потоку (задаются исходя из условий беспровальной работы тарелок и отсутствия уноса капель жидкости в шлемовую трубу)

, .

4. Требования к качеству дистиллята и кубового продукта (задаются исходя из технологического регламента производства)

, м. доли;

, м. доли;

, м. доли.

  1. Численные значения расходов F и составов хF питания (минимальная, номинальная и максимальная загрузка колонны по сырью), см. таблицу 2.1.

6. Критерий оптимизации (оптимального управления): максимум выхода дистиллята с установки с ограничением на его состав; минимум энергозатрат на ведение процесса; максимум дохода и др.

7. Совокупность альтернативных структур АСР процесса.

Таблица 2.1.

Исходные данные для выполнения лабораторной работы.

Величина

Номер

задания



Fmin,

м3


,

м. доли



Fном,

м3


,

м. доли



Fmах,

м3


,

м. доли

1

229,3

0,232

258,0

0,273

287,0

0,315

2

220,6

0,226

254,6

0,270

282,0

0,320

3

224,0

0,220

256,3

0,272

284,5

0,325

4

223,0

0,230

260,0

0,274

290,2

0,310

5

226,0

0,234

254,0

0,268

285,0

0,312

6

230,4

0,232

260,4

0,275

289,0

0,324

7

224,8

0,226

258,5

0,276

290,6

0,306

8

228,0

0,226

257,4

0,280

283,0

0,314

9

232,7

0,224

254,6

0,270

280,5

0,316

10

224,5

0,230

260,8

0,282

292,0

0,315

11

224,6

0,226

256,8

0,273

284,6

0,315

12

226,9

0,230

258,0

0,276

290,6

0,308


Окончание таблицы 2.1

13

226,2

0,232

262,8

0,276

294,5

0,326

14

224,7

0,216

274,0

0,256

292,8

0,316

15

220,0

0,210

256,4

0,283

290,6

0,314

16

234,2

0,214

266,5

0,275

290,6

0,320

17

220,0

0,210

256,0

0,272

306,0

0,310

18

210,0

0,180

258,0

0,270

305,0

0,320

19

216,0

0,190

250,4

0,256

310,0

0,315

20

205,0

0,200

256,5

0,270

308,0

0,312

21

200,0

0,230

262,0

0,272

310,0

0,320

22

210,0

0,226

270,4

0,270

324,0

0,310

23

205,4

0,216

270,0

0,250

312,0

0,306

24

190,6

0,200

258,8

0,272

310,4

0,312

25

196,0

0,202

260,6

0,254

314,0

0,306

26

200,8

0,230

260,5

0,265

310,6

0,314

27

232,8

0,210

270,4

0,260

320,4

0,317

28

230,0

0,216

274,0

0,250

310,8

0,320

29

200,6

0,234

256,5

0,260

300,5

0,326

30

210,4

0,220

265,6

0,256

320,0

0,320

Вариант 2. (области допустимых управлений рассчитаны заранее и выдаются студентам в готовом виде перед началом лабораторной работы).

Требования к качеству дистиллята и кубового продукта, т.е. численные значения величин хn+1,3; х0,3; х0,d остаются такими же, как в п.4 варианта 1.

При выполнении СРС можно использовать область допустимых управлений, приведенные на рис. 2.13, 2.14, 2.15 в координатах с теми же значениями D и V. Значение F и xF для минимальной, номинальной и максимальной нагрузок на колонну приведены в таблице 2.
Таблица 2.2

Исходные данные для выполнения лабораторной работы.

Величина

Номер

задания



Fmin,

м3


,

м. доли



Fном,

м3


,

м. доли



Fmах,

м3


,

м. доли

1

223,6

0,238

268,2

0,273

297,7

0,308

2

216,8

0,234

272,4

0,280

310,6

0,316

3

230,6

0,237

296,0

0,273

310,8

0,302

4

238,5

0,229

266,8

0,265

300,2

0,325

5

230,3

0,234

269,7

0,272

298,4

0,306

6

210,8

0,243

274,8

0,284

315,0

0,302

7

236,6

0,232

275,2

0,272

306,5

0,315

8

240,8

0,230

285,6

0,279

350,8

0,304

9

220,4

0,232

270,4

0,273

310,4

0,320

10

230,8

0,243

280,5

0,284

315,8

0,316

11

236,5

0,229

284,5

0,276

308,4

0,322

Окончание таблицы 2.2

12

228,4

0,234

285,0

0,265

320,0

0,324

13

230,4

0,223

276,5

0,270

310,8

0,305

14

236,2

0236

275,8

0,284

305,4

0,320

15

228,4

0,230

260,0

0,272

289,0

0,316

16

229,3

0,232

258,4

0,273

287,5

0,315

17

228,0

0,230

262,0

0,270

290,0

0,305

18

230,0

0,234

259,7

0,272

286,4

0,310

19

228,5

0,235

262,8

0,274

292,8

0,315

20

229,0

0,230

260,2

0,270

290,2

0,310

21

230,8

0,229

262,6

0,272

294,6

0,315

22

226,4

0,230

265,4

0,275

295,5

0,320

23

230,6

0,228

268,2

0,280

300,8

0,312

24

224,0

0,232

270,6

0,270

305,9

0,305

25

220,7

0,236

260,5

0,284

310,6

0,326

26

215,4

0,230

272,0

0,273

296,4

0,316

27

210,5

0,234

270,0

0,279

300,8

0,308

28

238,6

0,232

276,4

0,273

298,5

0,305

29

220,4

0,230

285,6

0,263

300,9

0,302

30

236,7

0,237

296,5

0,283

300,9

0,306


Требуется:

Выбрать оптимальную структуру АСР процесса ректификации и рассчитать годовую экономию от ее применения.
5. Содержание и порядок выполнения лабораторной работы
1. Подготовить исходные данные для расчета статики процесса ректификации в соответствии с алгоритмами STAT B05 и STAT B06

; W; Li; и



2. Ознакомиться с программами расчета областей допустимых управлений «STAT BIN 05» и «STAT BIN 06», используя описанные выше алгоритмы STAT B 05 и STAT B 06.

3. Рассчитать на ЭВМ и построить области допустимых управлений в плоскости параметров D(Fn+1), V для минимальной, номинальной и максимальной нагрузок на колонну.

4. Определить положение точек А,В и С на кривой хn+1,3, соответствующие выбранному критерию оптимальности для минимальных, номинальных и максимальных значений F и хF.

5. Согласно изложенной выше методике выбрать из альтернативных структур АСР (системы 1,2,3) ту, которая обеспечивает в итоге минимальное значение критерия неоптимальности ?D, рассчитываемого по формулам

(47)

- для 1-й и 3-й систем;

(48)

- для 2-й системы.

6. Найти численные значения величин V=VЗАД или K (в зависимости от выбранной для автоматизации АСР), определяющих задание регулятору расхода 2 – для системы 1, или величину соотношения расходов питания и дистиллята – для системы 2, величину соотношения расходов дистиллята и пара в кипятильник колонны – для системы 3.

7. Изобразить выбранную для автоматизации систему в развернутом виде согласно ГОСТ с указанием марок (типов) датчиков, вторичных приборов и регуляторов.

8. Рассчитать годовую экономию от применения выбранной для автоматизации системы.

6. Пример расчета и выбора оптимальной структуры АСР
1. Исходные данные для выполнения расчетов (см. пункт 4 лабораторной работы).

Численные значения величин F и хF возьмем из таблицы 2.1, номер задания 1.

В качестве критерия оптимальности примем максимум выхода дистиллята с ограничением на его состав .

Совокупность альтернативных структур – системы 1,2,3, рассмотренные выше.

  1. Требуется выбрать структуру АСР, обеспечивающую поддержание технологического регламента на уровне, наиболее близком к оптимальному, с ее технико-экономическим обоснованием.


Последовательность расчета.

  1. Используя процедуры математического моделирования STAT B05 и STAT B06 и составленные на их основе компьютерные программы STAT BIN 05» и «STAT BIN 06», рассчитываем области допустимых управлений и представляем их в графическом виде в плоскости параметров , V (рис.2.13, 2.14, 2.15). Программы приведены в приложении 2.

  2. Из совокупности альтернативных структур АСР последовательно анализируем каждую структуру на оптимальность работы.


Система 1

Проведя на графике построения, аналогичные рис.2.7, находим величины ?D1 и ?D2. Имеем ?D1=1,8 м3, ?D2=0,6 м3 .

Определяем меру неоптимальности системы

.

Заданием регулятору расхода пара в кипятильник колонны будет величина V, равная 410 м3.

Рис.2.13. Области допустимых управлений процесса ректификации (система 1)
Система 2

Для нахождения положения горизонтальных прямых на графике рис.2.14 по формуле (43) рассчитаем значение коэффициента К, определяющего соотношение расходов питания и дистиллята.

По формулам (42) вначале рассчитываем значение коэффициентов К1 и К2, входящих в (43)

Имеем

  1. Для минимальной нагрузки на объект, :

;

.

  1. Для номинальной нагрузки на объект, :

;

.

  1. Для максимальной нагрузки на объект, :

;

.

Среднее арифметическое из значений К1 и К2 для всех трех уровней нагрузок на колонну

.

Подставляя полученное значение К в (40), найдем величины , определяющие положение прямых на графике рис.2.14.

Получаем

;

;

.

Значения Fn+1,min; Fn+1,ном;Fn+1,max определяют реальный выход дистиллята с установки при изменении нагрузки на колонну от до .

Нанося прямые на график рис.2.14 аналогично построениям на рис.2.8, найдем отклонения ?D режимов, обеспечиваемых данной системой от оптимальных режимов, соответствующих точкам А, В и С областях допустимых управлений.

Имеем

,,

Среднее значение меры неоптимальности

.

При этом величина задания К регулятору соотношения расходов 2 будет равна 0,276.

Рис.2.14. Области допустимых управлений процесса ректификации (система 2)
Система 3

Построения, необходимые для суждения об оптимальности этой системы, приведены на рис.2.15 (аналогично построениям на рис.2.10).

Величины ?D1 и ?D2 для этой системы равны

,.

Среднее значение меры неоптимальности

.

Величину задания К регулятору соотношения расходов 2 в этой системе определены как соотношение катетов BD и ED прямоугольного треугольника BDЕ на рис.2.15.

.

Для суждения о том, какая из рассмотренных систем будет наиболее эффективной, сравним величины , и , определяющие меру неоптимальности этих систем.

Имеем

.

Следовательно, АСР, приведенную на рис.2.6, и принимаем для автоматизации ректификационной установки.



Рис.2.15. Области допустимых управлений процесса ректификации (система 3)
Зная меру неоптимальности для рассмотренных выше систем, можно посчитать годовую экономию (экономический эффект) от применения предлагаемой для автоматизации методики.

Обычно, в проектных организациях для автоматизации объектов и, в частности, ректификационных установок применяют типовые схемные решения, а анализ применимости различных вариантов схем исходя из математической модели процессов проводят довольно редко.

Из приведенных выше 3-х вариантов схем типовой является схема, приведенная на рис.2.4. Ее, скорее всего, и применят для автоматизации установки. Исследования же по предлагаемой методике показали, что оптимальной в данном случае будет система, приведенная на рис.2.6.

Увеличение производительности по дистилляту с применением системы 3 по сравнению с системой 1 составит

.

Пусть установка работает 8000 часов в год, стоимость продукта равна 600 руб/м3. Тогда годовая экономия от применения системы 3 будет равна



Более строгий расчет по определению годового экономического эффекта от внедрения предлагаемой методики и выбираемой системы автоматизации может быть сделан в рамках курсовой работы по экономике или при технико-экономическом обосновании выпускных квалификационных работ.

7. Содержание отчета


  1. Краткое описание цели работы и основных теоретических положений по моделированию и выбору оптимальных структур АСР процесса ректификации.

  2. Программа и результаты расчета областей допустимых управлений при различных значениях F и xF т.е. нагрузки на колонну (при выполнению работы по 1-му варианту).

Результаты расчетов представить графически с изображением областей допустимых управлений в плоскости параметров , V.

  1. Результаты расчетов по выбору оптимальной структуры АСР и рисунок выбранной АСР, выполненный по ГОСТ.

  2. Выводы по работе.


8. Контрольные вопросы


  1. Постановка задачи исследования. Пояснить суть задачи и ее практическое значение для производства.

  2. Алгоритмы процедуры STAT B 05 и STAT В 06. Пояснить их сущность и применение для построения областей допустимых управлений процессом ректификации.

Физический смысл областей допустимых управлений.

  1. Методика выбора оптимальных структур АСР процесса ректификации на основе использования процедур STAT B 05 и STAT В 06. Пояснить на конкретном примере.

  2. Пояснить структуры компьютерных программ STAT B 05 и STAT В 06, программную организацию потарельчатого многоитерационного расчета.



1   2   3   4   5   6   7   8   9   ...   21


"DIGNOSTICA " - Контроль достоверности исходной информации и диагностика отказов информационно-измерительных каналов
Учебный материал
© nashaucheba.ru
При копировании укажите ссылку.
обратиться к администрации