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Ingeniería Investigación y Tecnología. Vol.XI. Núm.4. 2010 403-412,
ISSN 2594-0732, FI-UNAM (artículo arbitrado)
DOI: http://dx.doi.org/10.22201/fi.25940732e.2010.11n4.034
INVESTIGACIÓN
inge
ría
Y TECNOLOGÍA
Control de sistemas ternarios con dos corrientes de recirculado
Ternary Systems Control with Two Recycle Steams
Solar-González R.
Departamento de Ingeniería Química
Universidad del Istmo, Oaxaca, México
E-mail: solgr@sandunga.unistmo.edu.mx
Monroy-Loperena R.
ROMON, México
E-mail: monroyloperena@hotmail.com
Álvarez-Ramírez J.
Departamento de Ingeniería de Procesos e Hidráulica
Universidad Autónoma Metropolitana-Iztapalapa, Mexico
E-mail: jjar@xanum.uam.mx
(Recibido: agosto de 2007; aceptado: marzo de 2010)
Resumen
En la literatura se han planteado estructuras de control en paralelo para el control del
diseño de plantas completas. En este trabajo, se considera el comportamiento de una
planta que consiste en un sistema de recirculación, un reactor y dos columnas de
destilación, cuyo objetivo principal es mejorar la capacidad de recuperación del
proceso controlado ante perturbaciones externas. La idea es modificar las condiciones de operación del reactor y la segunda columna, a fin de distribuir el esfuerzo
del control de composición ante perturbaciones en la composición de entrada. Para
este fin, se propone una estructura de control paralelo donde la composición sea
controlada mediante la manipulación simultánea de la velocidad de vapor del rehervidor y la temperatura del reactor. De esta forma, el uso de la temperatura del reactor
con una entrada de control secundaria reducirá el comportamiento oscilatorio y la
cantidad de flujo de vapor usado.
Descriptores: control planta completa, material recirculado, control paralelo,
control de composición.
Abstract
In the literature, the use of parallel control structure to improve the control be havior of
plantwide designs has been study. In this work, we consider the behavior of a plant that
consists of a recycle system, a reactor and two distillation columns where the control aim is
to improve the disturbance rejection capabilities of the controlled process. The idea is to
change the operating conditions in both the reactor and the second distillation column in
order to distribute the composition control effort in the face of fresh feed composition disturbances. To this end, a parallel control structure is proposed where the product composition
is regulated by means of simultaneous feedback manipulations of the vapor boilup rate of
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Control de sistemas terna rios con dos corrientes de recirculado
the second column and the reactor temperature. In this way, the use of the reactor temperature
as a secondary control input reduces oscillatory behavior and the vapour flowrate usage.
Keywords: Plantwide control, material recycle, parallel control, composition control.
RC = VR kz A z B
Introducción
Este trabajo amplía los resultados dados por Monroy et
al. (2004) para el mejoramiento de procesos recirculados
mediante la incorporación de estructuras de control en
paralelo (considerado redundante). Específicamente, este trabajo se enfoca en la reacción de los componentes y
para formar el producto. La estrategia de control debe
contener dos corrientes de alimentación y dos corrientes de recirculado, puesto que existe una conversión de
un paso incompleta para ambos reactantes.
Como Tyreus y Luyben (1993) suponen un reactor
simple perfectamente mezclado seguido por una sección de separación. Las volatilidades de las especies químicas A, B y C caracterizan la corriente a ser recirculada. Se considera el caso donde la volatilidad del componente C sea intermedia entre los componentes A y B.
Esto produce un diagrama de flujo del proceso con dos
columnas y dos corrientes recirculadas como se esquematiza en la figura 1. La volatilidad de los componentes
se supone sea a A = 4, a B = 1 y a C = 2. El componente B,
el más pesado, se recircula de los fondos de la primera
columna al reactor. El componente A, el más ligero, se
recircula de la parte superior de la segunda columna al
reactor. La figura 1 muestra la nomenclatura usada en
este trabajo. La reacción química es A + B ® C y la velocidad de reacción se supone sea de primer orden en cada
reactante:
donde:
RC es la velocidad de reacción (lbmol de componente producido por hora),
VR es el volumen en el reactor (lbmol),
k es la velocidad de reacción especifica (h-1 ), z A y
z B son las concentraciones de los componentes y
en el reactor (en fracción mol), respectivamente.
Como fue señalado por Tyreus y Luyben (1993),
las “moles” no se conservan en este sistema,
debido a que la reacción no es equimolar.
En las estructuras de control propuestas hasta ahora, las variables extensivas (por ejemplo, velocidades de
flujo) se usan para balancear el trabajo a partes iguales
entre las unidades del proceso, para los cambios en las
corrientes de entrada. Esto es similar a la aproximación
de Georgakis (1986), donde las variables intensivas se
mantienen constantes para diferentes condiciones de
operación. La distribución del trabajo de control se realiza mediante la búsqueda conveniente del par uno-a-uno
de la salida de control y entrada manipulada. Por otro
lado, en todos los sistemas ternarios con esquemas de
control con dos corrientes de recirculado reportadas en
la literatura, la temperatura del reactor se mantiene
constante, manipulando la velocidad de flujo de
D2
FB 0
FA 0
R2
R1
D1
F
TR
V1
B1
V2
B2
Figura 1. Esquema de un sistema ternario con dos corrientes de recir cu lado.
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enfriamiento de la chaqueta (Chen et al., 2003). Sin embargo, la temperatura del reactor es una variable intensiva que puede variarse (a través de una manipulación
retroalimentada) a fin de inducir cambios de composición significativos con relativamente pequeños esfuerzos de control en estado estable. La temperatura del
reactor puede considerarse como un grado de libertad a
explotar dentro de un rango de operación seguro para
mejorar el funcionamiento del proceso controlado.
Un problema interesante es estudiar cómo la temperatura del reactor disminuirá el esfuerzo de control dedicado por las estructuras de control, basadas solamente en variables extensivas.
Este trabajo se enfoca en este problema explorando
una alternativa de estructura de control para controlar
sistemas ternarios con dos corrientes de recirculado. Las
principales características del esquema de control
propuesto son las siguientes:
1. La temperatura del reactor se usa como una
entrada manipulada para el propósito de control
retroalimentado. De esta forma, el esquema de
control usa tanto variables manipuladas extensivas
como intensivas.
2. Una estructura de control paralelo (también
llamado habituado), se usa para distribuir el esfuerzo de control entre el reactor y la segunda
columna de destilación. La idea es manipular simultáneamente la temperatura del reactor y la
velocidad de vapor en la segunda columna para
regular la composición del producto del proceso.
Como resultado, las perturbaciones en la composición de las corrientes de entrada se reducen por
medio de relativamente pequeños cambios en la
temperatura del reactor.
En este artículo mediante el uso de simulaciones rigurosas se muestra el comportamiento del controlador
de composición frente a perturbaciones en la corriente
de alimentación.
Control planta completa conven cional
Uno de los problemas más importantes en este tipo de
control es la selección de una estructura de control (es
decir, un par entrada/salida) que garantice una estabilización satisfactoria y la regulación efectiva de propiedades. Como se mencionó anteriormente, la estructura de
control se basa en esquemas de pares uno-a-uno, esto es,
una entrada manipulada se usa para regular una salida.
A fin de proponer una estructura de control redundante
(ó rectangular) para mejorar el funcionamiento, en este
trabajo partimos de la estructura de control no redundante propuesta por Cheng et al. (2003), donde el volumen del reactor (VR ) se supone constante. La estructura
de control tiene las siguientes características:
1) La velocidad de producción está dado por la
alimentación de A(F0 A ).
2) El volumen del reactor se mantiene constante
controlando la velocidad de flujo del efluente (F).
3) La relación de recirculado de la primera columna se
fija (B1 / FoA ).
4) La composición de fondos de la primera columna
(V1 / B1 ) se controla modificando la relación del
rehervidor en la primera columna de destilación.
5) El nivel de fondos de la primera columna se controla manipulando la alimentación del reactante
B(FoB ).
6) La relación de reflujo de la primera columna se fija
(R1 / D1 ).
7) La composición del producto (x B2 ,C ) se mantiene
manipulando la relación del rehervidor de la
segunda columna (V2 / B2 ).
8) La relación de reflujo de la segunda (R2 / D2 ) se fija.
Nótese que sólo las variables extensivas se usan como entradas manipuladas. En particular, la temperatura del reactor se mantiene constante. El razonamiento
tras de la estructura de control de Cheng et al. (2003), es
obtener un esfuerzo de control balanceado distribuido
en el diagrama de flujo del proceso mientras que se satisfacen los requerimientos de calidad del producto
(x B2 ,C ).
La figura 2 presenta la respuesta del proceso controlado bajo la estructura de control de Cheng et al. (2003).
La planta fue diseñada como sugieren Elliot et al. (1996),
donde se supone tenemos densidad y peso molecular
constantes, flujo equimolar, platos teóricos, condensador total y rehervidor parcial.
La acumulación y la constante de tiempo hidráulica
se calcularon de la formula de Francis, suponiendo 1- in
de altura de presa. Todas las corrientes de alimentación
fueron líquido saturado.
El tanque de reflujo y las bases de las columnas son
de un tamaño que proporcione 5 min de acumulación
como resultado de las respectivas velocidades de flujo
en estado estacionario. Los valores obtenidos por el diseño se usan como valores nominales y se reportan en la
tabla 1. Las mediciones de retardo para el flujo, la temperatura y composición fueron tomadas como 0.1, 1 y 6
min, respectivamente.
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Control de sistemas terna rios con dos corrientes de recirculado
Figura 2. Compor ta miento del proceso contro lado bajo un esquema
de control conven cional (es decir, cuadrá tico). El proceso está bajo los efectos de una pertur ba ción en
la compo si ción de alimen ta ción, z0 A , A :1.0 ® 092
. y z 0 A,B :10
. ® 0.08
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Tabla 1. Valores nomi nales para la confi gu ra ción del caso estu diado
VR
Volumen del reactor
k0
[lbmol ]
2973.69
Velocidad de reacción
[ h -1 ]
247 526.94
EA
Energía de activación
[ Btu / lbmol ]
TR
Temperatura del reactor
F A0
Flujo de alimentación del componente A
FB 0
Flujo de alimentación del componente
15 000
150
[F ]
[lbmol / h ]
99
B [lbmol / h ]
99
F
Flujo de salida del reactor
zA
Fracción mol del componente A en la alimentación
0.1299
zB
Fracción mol del componente B en la alimentación
0.2538
N1
[lbmol / h ]
Número de etapas ideales incluyendo condensador y rehervidor en la
columna 1
160
28
Etapa de alimentación en la columna 1
12
D1
Flujo de destilado de la columna 1
120
R1
Reflujo de la columna 1
V1
Vapor de ebullición de la columna 1
B1
Flujo de fondos de la columna 1
[lbmol / h ]
xB 1, A
Fracción mol del componente
A
en el producto de fondos de la
0.00
B
en el producto de fondos de la
0.99
NF1
[lbmol / h ]
177.03
[lbmol / h ]
[lbmol / h]
297.03
40
columna 1
xB 1,B
Fracción mol del componente
columna 1
N2
Número de etapas ideales incluyendo condensador y rehervidor en la
28
columna 2
Etapa de alimentación en la columna 2
18
D2
Flujo de destilado de la columna 2
20
R2
Reflujo de la columna 2
V2
Vapor de ebullición de la columna 2
B2
Flujo de fondos de la columna 2
[lbmol / h ]
xB 2 , A
Fracción mol del componente
A
NF2
[lbmol / h ]
145.87
[lbmol / h ]
[lbmol / h]
165.87
100
en el producto de fondos de la
0.01
Fracción mol del componente B en el producto de fondos de la
0.01
columna 2
xB 2 , A
columna 2
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Control de sistemas terna rios con dos corrientes de recirculado
Todos los lazos de control consisten de un compensador PI basado en modelos de respuesta escalón (primer orden más tiempo de retardo), y sintonizados con
guías tipo IMC, reportadas por Skogestad (2003) con
constantes de tiempo a lazo cerrado tomadas como
máx. {0.75t 0 , q}, donde t 0 es la constante de tiempo a
lazo abierto y q es el retardo del lazo. Nótese que, además de que se obtiene la regulación de la composición
del producto, la respuesta presenta un comportamiento
oscilatorio, el cual puede deberse al efecto en la regulación de x B2 ,C basado sólo en manipulaciones de la velocidad de vapor de la segunda columna de destilación. De
esta forma, el lazo de control es incapaz de proveer una
respuesta rápida para las perturbaciones en la alimentación, lo cual afecta al proceso con una subsiguiente falta
de balance del trabajo en los diferentes equipos. En la siguiente sección, mostraremos que puede obtenerse un
mejoramiento en el control incorporando la temperatura del reactor, como una variable secundaria manipulada para regular la composición del producto en colaboración con la relación del rehervidor de la segunda columna, (V2 / B2 ).
Control planta completa mediante
apro xi ma ción en para lelo
La excesiva carga en el equipo de vaporización para compensar la presencia de perturbaciones en el flujo de alimentación a la planta, es inducida por un desequilibrio
del esquema de control convencional. Esto es, ante la
presencia de la perturbación en el flujo de alimentación el
esquema convencional ajusta las condiciones de operación sólo en la columna de destilación final incrementando el flujo de vapor. Dada la estructura de control convencional, tal ajuste se requiere para compensar los incrementos en la composición del flujo de alimentación a
la planta, lo cual es inducido por decrementos en la conversión del reactor que son debidos principalmente a una
reducción en el tiempo de residencia (inducidos a su vez
por incrementos en el flujo de alimentación). Variando la
temperatura del reactor tendremos un efecto en estado
estacionario del proceso sobre la conversión.
De esta forma, si una cantidad excesiva de trabajo es
detectada en la columna de destilación, manifestándose
en velocidades de vaporización significativas, debe hacerse un ajuste en la temperatura del reactor, lo cual, a
su vez, producirá un cambio en la composición de alimentación de la columna. Esta acción de control deberá
aliviar el esfuerzo de operación dedicado por el proceso
de separación. Para este fin, se hacen las siguientes
consideraciones:
408
a) La temperatura del reactor TR se manipula para
regular la calidad del producto x B2 ,C .
b) Una vez que el comportamiento correctivo de TR
ha sido especificado a través de una función de
retroalimentación TR = f M (x B2 C ), la temperatura
del reactor se modifica por medio de una arquitectura de control cascada en serie donde la función
f M (x B2 ,C ) juega el rol de controlador maestro y las
acciones del controlador estándar PI como el controlador esclavo (Luyben, 1990).
Para diseñar un controlador retroalimentado que
manipule simultáneamente la temperatura del reactor
TR y la velocidad de vapor V2 , se formula un modelo entrada/salida no cuadrático de 2´1 como sigue:
y(s) = G1 (s)u1 (s) + G 2 (s)u 2 (s)
(1)
en donde por conveniencia, se usa la siguiente notación:
y(s) = Dx B2 ,C (s) es la salida regulada, u1 (s) = DV2 (s) y
u 2 (s) = DTR (s) son las entradas manipuladas.
De esta forma, el problema es diseñar un controlador retroalimentado en paralelo
u(s) = C(s)ey (s)
donde u(s) = [ u1 (s), u 2 (s) = [C1 (s), C 2 (s)] y ey (s) = ysp (s)
-y(s) que es la regulación del error, tales que ey ® 0 asintóticamente. Nótese que el resultado de la manipulación del controlador retroalimentado en paralelo forma
entradas de control u1 (s) y u 2 para regular la salida simple y(s). De las respuestas al escalón alrededor del punto
de operación nominal, encontramos que la dinámica entrada/salida puede ser modelada como un proceso de
primer orden descrito por:
G1 (s) =
K V2 x B
2
C
t V2 s + 1
exp(-qx B2 ,C s)
y
G 2 ( s) =
K TR x B
2
C
t TR s + 1
exp(-qx B2 ,C s)
(3)
Esto es, la dinámica entrada/salida V2 ® x B2 ,C y
TR ® x B2 ,C se modela como un proceso de primer orden
estable. El operador de tiempo de retardo (-qx B2 C s) contabiliza los retardos por las mediciones de composición
y efectos de transporte.
La idea esencial tras el control en paralelo es explotar
las características específicas y objetivos de operación de
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un proceso con dos tipos diferentes de variables manipuladas: (a) una lenta, de tipo económico y (b) una rápida
de tipo costoso (Henson, 1995). En nuestro caso, el flujo
de vapor en la segunda columna, V2 , juega el rol de la variable manipulada rápida y costosa, mientras que la temperatura del reactor, TR será la variable lenta y
económica.
Esto es, dado que la operación del reactor involucra
procesos de calentamiento/enfriamiento y los equipos
de separación requieren vapor de ebullición, es de esperarse que la manipulación del flujo de vapor sea más
costosa que la manipulación de la temperatura del reactor. Esto debido a que la relación C P / l V (capacidad calorífica/calor de vaporización) es de cerca de 0.01 en casos típicos. En general, en la industria química es más
costoso vaporizar que calentar (dentro de cierto rango
de temperatura práctico) un líquido.
Así, debe esperarse que cambios pequeños en la temperatura de reacción durante la operación tengan un
impacto significativo en la carga de vaporización requerida para los procesos de separación. De esta forma, el
esfuerzo de control aplicado a la regulación de la composición del producto del proceso será distribuido entre
la manipulación de la temperatura del reactor que es
económica, pero de respuesta lenta, y la manipulación
de la velocidad de flujo de vapor que es costosa, pero de
respuesta rápida.
El problema de diseñar controladores retroalimentados para sistemas rectangulares ha sido tratado anteriormente (Henson, 1995 y Monroy et al., 2004). Algunos enfoques parten de la regulación de la presión sanguínea en los mamíferos (Henson, 1995). Otro reporte
del autor está basado en ideas de factorización (Monroy
et al., 2004). En este trabajo, proponemos una aproximación heurística basada en una segmentación convexa
de la salida regulada. Esto se hace describiendo la salida
regulada como:
y(s) = y1 (s) + y2 (s)
donde y1 (s) = by(s), y2 (s) = (1 -b)y(s) son salidas virtuales, y b Î[0 ,1] es la segmentación o parámetro habituado. De (1), podemos escribir
y1 (s) = bG1 (s)u1 (s)
y2 (s) = (1 -b)G 2 (s)u 2 (s)
(4)
De esta forma, si el objetivo de control es
y(s) ® ysp (s), donde ysp (s) es la señal de punto de referencia, el objetivo de control del sistema de control segmentado (4) es
y1 (s) ® ysp ,1 (s) y y2 (s) ® ysp ,2 (s)
(5)
donde los puntos de referencia correspondientes son
y1 (s) = by(s) y y2 (s)=(1-b)y(s). Puesto que ambos objetivos de control dados en la ecuación (5) se alcanzan, entonces y(s) ® ysp (s) está garantizado. Nótese que, puesto que la ecuación (4) es un sistema de control desacoplado y las funciones de transferencia G1 (s) y G 2 (s) son
estables, el objetivo de control se alcanza con dos compensadores PI descentralizados (sintonizados como en
una configuración de control no redundante).
Nótese que cuando b = 1 solo u1 (s) está presente, esto
es, la velocidad de vapor V2 es el conjunto de valores nominales V 2 y toda la dinámica y esfuerzo de control estacionario son brindados por el control de temperatura
del reactor. Contrariamente, cuando b = 0 solo u 2 (s) estará presente, esto es, la temperatura del reactor se
mantiene en su valor nominal T R y toda la dinámica y
esfuerzo de control estacionario son ejecutados por el
controlador de la segunda columna. Esto corresponde al
esquema de control convencional descrito en la sección
anterior. Cuando 0 < b < 1, ambos controladores tienen
una contribución no trivial para la regulación del flujo
de composición en los fondos x B2 ,C . De esta forma, el esquema de control paralelo propuesto tiene la estructura
de un controlador balanceado para 0 < b < 1. Conforme b
se incrementa, el reactor ejecutará más trabajo de procesamiento, llevando menor esfuerzo de control (es
decir, menor uso de vapor) a la segunda columna de
destilación.
Simu la ciones numé ricas
Como en el caso cuadrático, se obtuvieron valores adecuados para el diseño del controlador paralelo de la respuesta al escalón de entrada/salida alrededor del punto
de operación nominal y suponiendo un modelo estable
de primer orden, que se reportan en la tabla 2. El comportamiento de la configuración de control convencional ante una perturbación en la composición de alimentación del 8%, en donde la composición de la corriente
de alimentación F0 A , va de z 0 A, A :10
. ® 0.92 y
z 0 A,C :0.0 ® 0.08 es mostrado en la figura 2. En estas simulaciones, la temperatura del reactor TR se controla a
su valor nominal de 150°F, tal que el sistema de control
sólo ajusta las condiciones de operación de la segunda
columna para mantener las especificaciones del producto x B2 ,C en la corriente de fondos a su valor deseado. Nótese que al modificarse la composición de los componentes en el flujo de alimentación de F0 A ocasionarán
cambios en la temperatura del reactor y en el volumen,
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Tabla 2. Pará me tros de los contro la dores
Variable
controlada
Variable
manipulada
Ganancia en estado Constante de tiempo
estacionario
dominante
VR
F
-2.75
30.81
x B1 ,B
V1
4.65´10-4
3.84
x B2 ,B
V2
2.17´10-4
6.30
x B1 ,C
TR
5.99´10
5.30
-4
Figura 3. Compor ta miento del proceso contro lado bajo un esquema de control en para lelo (es decir, rectan gular).
El proceso está bajo los efectos de una pertur ba ción en la compo si ción de alimen ta ción,
z 0 A, A :10
. ® 0.92 y z 0 A,B :10
. ® 0.08. Nótese que el proceso usa menor velo cidad de vapor en la segunda columna con
mayor trabajo de proce sa miento (es decir, b se incre menta) reali zado por el reactor.
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lo que en consecuencia modificará la composición. Para
mantener la composición especificada del producto en
la columna 2, la carga de vapor deberá incrementarse, lo
cual induce a un posterior incremento en la corrientes
de recirculación B1 y D2 .
En la figura 3 se presenta nuevamente el comportamiento de la configuración de control convencional
(cuando b = 0) a fin de comparar con la configuración de
control propuesta. Primeramente, se presenta el caso
cuando la composición del producto del componente C
se controla sólo por medio de la temperatura del reactor
(es decir, b = 1) observándose que el tiempo de convergencia en la composición del componente C en los fondos de la segunda columna es mucho mayor que el mostrado por el control convencional. Note que los flujos
F , B1 , D2 , F0 A y F0B tienen un comportamiento dinámico
amortiguado. Sin embargo, la temperatura del reactor
se modifica ligeramente de 150°F a 148.5°F, en las primeras 5h, para posteriormente incrementarse lentamente a un valor de 152.5°F en 80h. La composición del
componente B en el producto de fondos de la primera
columna presenta una menor oscilación en comparación de la configuración convencional, además alcanza
el punto de referencia en menor tiempo, cerca de 20h.
Contrariamente, la composición del componente C en
el producto de fondos de la segunda columna presenta
un sobredisparo más pronunciado en las primeras 5 horas; sin embargo, no presenta posteriores oscilaciones
convergiendo en un tiempo aproximado de 100h.
Esto muestra que el uso de la temperatura del reactor como variable manipulada para controlar la composición del componente C en el producto de fondos de la
columna 2 proporciona un comportamiento lento, pero
estable de toda la planta. Como se observa en la figura
3, el uso del control paralelo propuesto con b = 0.5 combina las características deseadas del esquema de control
convencional y el esquema de control de temperatura
del reactor, proporcionando un comportamiento de
control más eficaz que el esquema de control convencional. Basándose en un solo parámetro simple (b) es
capaz de proporcionar un esfuerzo de control distribuido entre la operación del reactor (a través de transformaciones químicas) y la operación de la segunda columna (a través de separaciones físicas). A mayor valor de b,
mayor el trabajo de procesamiento ejecutado por el
reactor.
De esta forma, una vez que el lazo de control simple
se sintoniza, b será el único parámetro que deberá sintonizarse para obtener una distribución conveniente del
procesamiento de trabajo. Una selección sistemática del
parámetro sintonizado b debe estar basada en la inclusión de un criterio adicional, por ejemplo, consideraciones económicas y de seguridad.
Conclu siones
Resumiendo, presentamos un esquema de control paralelo para una planta con sistemas ternarios y dos corrientes de recirculado. La idea básica fue manipular simultáneamente la velocidad de flujo de vapor en la segunda columna de destilación y la temperatura del reactor, esperando que el procesamiento de trabajo sea
distribuido en ambos equipos.
El esquema de control propuesto se diseñó por medio de metodologías de control paralelo para distribuir
en forma sistemática, la cantidad de esfuerzo de control
de las diferentes unidades del proceso. Las simulaciones
numéricas demostraron la habilidad del esquema de
control resultante para manipular las perturbaciones en
la condiciones de alimentación.
En sentido global, confirmamos que la conclusión
obtenida para una planta reactor/separador/recirculado
(Monroy et al., 2004), en la que el problema de selección de la estructura de control y diseño correspondiente a los compensadores retroalimentados para el control
de planta completa involucra una configuración de control novedosa y la estructura de los compensadores (por
ejemplo, control paralelo, compensadores de baja frecuencia, etc.) explotan la estructura específica del proceso. Hecho esto, se espera que la operación de planta
completa sea más eficiente y se obtenga un funcionamiento de control más robusto.
Refe ren cias
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DOI: http://dx.doi.org/10.22201/fi.25940732e.2010.11n4.034
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Semblanza de los autores
Rocío Solar-González. En 2003, obtuvo su docto rado en ciencias (ingeniería química) en la Universidad Autónoma Metropo li tana unidad Iztapalapa en el Distrito Federal, México. Actualmente es profesor-inves tigador en el Instituto de Energía
de la Universidad del Istmo en Oaxaca y miembro del SNI. Su investiga ción se relaciona con la dinámica y control de
procesos químicos.
Rosendo Monroy-Lope rena. Profesor investigador egresado de la Universidad Autónoma Metropo li tana en el Distrito Federal,
México. Sus principales intereses en investiga ción son el desarrollo de modelos y estrategias de control en el área de
procesos.
José Álvarez-Ramírez. Es miembro de la Asociación Mexicana de Control Automático (AMCA). Actualmente se desarrolla
como profesor investigador en la Universidad Autónoma Metropo li tana en el Distrito Federal, México. Es miembro del
Sistema Nacional de Investiga dores con Nivel III. Sus líneas de investiga ción se encuentran enfocadas a las áreas de
matemáticas aplicadas y teoría de control.
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Inge nie ría Inves ti ga ción y Tec no lo gía. Vol. XI. Núm. 4. 2010 403-412, ISSN 2594-0732, FI-UNAM