Ronaldo Guimarães Corrêa. Aula #2: Configurações de Controle

(1)

Ronaldo Guimar˜

aes Corrˆ

ea

Aula #2: Configura¸

c˜

oes de Controle

(2)

Colunas de Destila¸c˜ao

O grande volume de l´ıquido acumulado nos pratos da co-luna, refervedor e condensador tornam a resposta do sis-tema de controle muito lenta.

Respostas em malha aberta na composi¸c˜ao dos

produ-tos, para perturba¸cões na alimenta¸cão (composi¸cão ou

vaz˜ao), apresentam constantes de tempo de 1 a 3

ho-ras. Da mesma forma, devido ao ac´umulo de l´ıquido nos

pratos da coluna, atrasos da ordem de muitos minutos

s˜ao tamb´em observados na resposta em malha aberta na

composi¸cão em pratos intermediários, para perturba¸cões

nas vaz˜oes de alimenta¸c˜ao e refluxo.

O efeito desses atrasos na dinˆamica da malha fechada

pode ser minimizado, localizando as malhas de controle

o mais pr´oximo poss´ıvel das extremidades da coluna.

Além do atraso nas composi¸cões, atrasos nas vazões de

vapor e l´ıquido que percorrem a coluna tamb´em s˜ao

obser-vados. Especialmente, atrasos na vaz˜ao de l´ıquido afetam

o desempenho do sistema de controle.

Dimens˜ao do Problema de Controle

A coluna de destila¸cão binária também pode ser vista

como um sistema de controle 5 × 5: cinco malhas de con-trole precisam ser especificadas para atender aos objetivos do controle.

No que se refere ao controle da coluna de destila¸c˜ao

bin´aria tem-se:

Perturba¸cões: A vazão de alimenta¸cão F e a composi¸cão

de alimenta¸cão z_F são as duas principais perturba¸cões

(3)

Objetivos do Controle (vari´aveis controladas): At´e cinco objetivos do controle podem ser especificados.

Uma opera¸cão aceitável da coluna binária exige que

as seguintes vari´avies sejam mantidas nos valores de

projeto:

1. Conte´udo de l´ıquido no condensador M_D

2. Conte´udo de l´ıquido no refervedor MB

3. Press˜ao do vapor no topo da coluna P

4. Composi¸c˜ao do destilado xD

5. Composi¸c˜ao do produto de fundo xB

As especifica¸c˜oes 1 a 3 caracterizam o chamado

con-trole de inventário, de dinâmica mais rápida e

envol-vendo vari´aveis de integra¸c˜ao. Essas malhas devem

ser primeiro implementadas para garantir a

estabili-dade da opera¸cão; isto é, não se deseja que o

con-densador e o refervedor sejam imundados ou sequem

totalmente. As especifica¸c˜oes 4 e 5 caracterizam

o controle da qualidade do produto, apresentando

dinˆamica mais lenta e envolvendo a pureza dos

pro-dutos da destila¸c˜ao.

Essas malhas s˜ao implementadas em uma etapa

se-guinte. As variáveis de integra¸cão não são

determi-nadas por balan¸cos estacion´arios. Elas s´o ”fazem

sentido” dinamicamente. J´a as demais vari´aveis

sa-tisfazem os balan¸cos estacion´arios de massa e

ener-gia. Esta diferen¸ca entre esses dois tipos de vari´aveis

de controle acabam por estabelecer situa¸c˜oes, onde

configura¸cões de controle são viáveis dinamicamente,

(4)

Vari´aveis Manipuladas: As principais vari´aveis

manipu-ladas dispon´ıveis para o controle s˜ao:

1. Vaz˜ao de destilado D

2. Vaz˜ao do produto de fundo B

3. Vaz˜ao do fluido refrigerante no condensador QD

4. Vaz˜ao de refluxo L

5. Vaz˜ao de vapor no refervedor QB (ou V : vaz˜ao

de vapor na coluna)

Existem, entretanto, outras tantas escolhas para as

vari´aveis manipuladas. Essas escolhas envolvem

ra-zões entre vazões ou outra combina¸cão linear entre

elas, por exemplo, L/D, V /B, D/(L + D), etc.

Q D V T M D D , x D L = L T P F , z F L B V = V T M B B , x B Q B

(5)

Controle da Vaz˜ao

A vazão de alimenta¸cão, F , é normalmente controlada por

um controlador de vaz˜ao. Assim sendo, o controle direto

das vaz˜oes D e B tornar´a o sistema sobre-determinado,

conduzindo a uma opera¸c˜ao inst´avel. Lembre que do

balan¸co de massa global F = D + B. Se F ´e constante,

n˜ao se pode especificar D e B independentemente.

Q D V T M D D , x D L = L T P F , z F L B V = V T M B B , x B Q B C F C F C F

Controle das vaz˜oes F , D e B: sistema

sobre-determinado.

Sobre-determina¸c˜ao tamb´em deve ser evitada em ambas

as extremidades da coluna. Balan¸cos de massa nesses

locais mostram que LB = V + B e V = L + D,

respectiva-mente, na base e no topo da coluna. Assim, por exemplo

na base, não é adequado usar controladores de vazão em

(6)

Controle da Qualidade do Produto

O controle da qualidade do produto ´e usado aqui na sua

forma geral e inclui o controle da temperatura de ebuli¸c˜ao

ou outra medida de composi¸c˜ao realizada em algum ponto

da coluna.

O elemento sensor ´e colocado pr´oximo ao topo da coluna,

caso o produto de topo seja o mais importante na

sepa-ra¸cão. O elemento sensor é colocado próximo ao fundo

da coluna, caso agora o produto de fundo seja o de maior interesse. Caso ambos os produtos de fundo e topo

se-jam importantes, sensores ser˜ao colocados em ambas as

extremidades da coluna.

Controle do Produto de Topo

A forma mais direta de controlar a composi¸c˜ao do produto

de topo, xD, ´e ajustando a vaz˜ao de destilado, D. Nesse

caso, o n´ıvel no condensador ´e controlado com a vaz˜ao

de refluxo, L.

Outra op¸cão é controlar x_D com a vazão de refluxo, L,

enquanto agora a vaz˜ao de destilado, D, controla o n´ıvel

no condensador. Esta tem sido a configura¸c˜ao mais

uti-lizada para o controle do produto de topo, embora sem

vantagens aparentes frente a outras configura¸c˜oes. Por

sinal, essa configura¸cão é bem sens´ıvel a perturba¸cões,

especialmente quando a raz˜ao de refluxo, L/D, ´e bem

e-levada. Não é aconselhável controlar o n´ıvel de um tanque

com vaz˜ao reduzida, pois o ganho do processo ´e pequeno.

C N

M

D

_D

( p e q u e n o )

L

( e l e v a d o )

(7)

Q

D

V

T

M

D

D , x

D

L = L

T

P

C N C C

Q

D

V

T

M

D

D , x

D

L = L

T

P

C C C N

( a )

( b )

Configura¸c˜ao no topo: (a) D → xD e (b) L → xD.

Controle do Produto de Fundo

O controle direto do produto de fundo, x_B, ´e realizado

pela manipula¸c˜ao da vaz˜ao de fundo, B, enquanto o n´ıvel

no refervedor ´e manipulado pela vaz˜ao de vapor, V (ou

QB).

Uma segunda configura¸c˜ao considera exatamente um

es-quema inverso: xB ´e controlado com a manipula¸c˜ao de V

(ou Q_B), enquanto o n´ıvel ´e controlado com B.

L

B

V = V

T

M

B

B , x

B

Q

B C N

L

B

V = V

T

M

B

B , x

B

Q

B C C C N C C

( a )

( b )

(8)

Controle de Ambos os Produtos

O controle simultˆaneo de ambos os produtos de topo

e fundo tem sido aplicado em algumas colunas, embora

ainda com restri¸c˜oes. A maior dificuldade de sua

uti-liza¸cão está na intera¸cão entre ambas as malhas, afetando

a performance do sistema de controle. Entretanto, o con-trole de ambos os produtos tem a vantagem de apresentar um consumo reduzido de utilidades e menor quantidade

de produtos fora de especifica¸c˜ao.

Q D V T M D D , x D L = L T P F , z F L B V = V T M B B , x B Q B C C C N C N C C Q D V T M D L = L T P F , z F L B V = V T M B B , x B Q B D , x D C N C C C N C C ( a ) ( b )

Controle de topo e fundo: configura¸c˜oes (a) LV e (b)

(9)

Controle da Press˜ao

A press˜ao ´e normalmente medida no topo da coluna ou no

condensador. Com isso evitam-se atrasos caso a press˜ao

no meio ou no fundo da coluna fosse controlada.

Diferentes maneiras de controlar a press˜ao na coluna

po-dem ser usadas. A forma mais simples de controle ´e

manipulando a vazão de água de refrigera¸cão no

con-densador. Se a press˜ao na coluna decresce, a vaz˜ao de

refrigerante tamb´em decresce, reduzindo a quantidade de

vapor condensado at´e a press˜ao na coluna se recuperar,

aumentando. Essa configura¸cão de controle é rápida e

acaba por utilizar uma menor quantidade de ´agua de

re-frigera¸c˜ao, quando comparado com outras configura¸c˜oes.

Q

D

V

T

M

D

D , x

D

L = L

T

P

C P

(10)

Modos de Opera¸c˜ao

sem controle: malha aberta, opera¸c˜ao manual

1. por exemplo: L e V manipuladas pelo operador

(malhas de press˜ao e n´ıvel fechadas!!)

2. importância: quando a perturba¸cão é realizada

em F , a configura¸c˜ao L/D V /B ´e praticamente

”auto-regul´avel” (sem necessidade de controle);

a configura¸c˜ao LV ´e bem mais sens´ıvel a essa

per-turba¸cão e para a configura¸cão DB o efeito é bem

pior. Quando a perturba¸c˜ao ´e feita em xF, todas

as configura¸c˜oes LV , DB e L/D V /B s˜ao sens´ıveis

a essa perturba¸cão, pois ela não afeta as vazões

e n˜ao s˜ao detectadas pelos controles de n´ıvel. De

uma maneira geral, do ponto de vista pr´atico, o

perfil de composi¸c˜ao ao longo da coluna requer

monitoramento cont´ınuo para manter opera¸c˜ao

est´avel, o que leva os operadores a uma aten¸c˜ao

constante e, portanto, considerar a op¸c˜ao de

con-trolar pelo menos uma das composi¸c˜oes de sa´ıda

controle em um ponto: uma composi¸c˜ao controlada

automaticamente

1. por exemplo: xD controlado com L usando

con-trole PI; V em manual com xB flutuando

2. importˆancia: bastante utilizado na ind´ustria;

co-luna operando na sua capacidade m´axima (V em

seu valor m´aximo, portanto n˜ao dispon´ıvel para

controle autom´atico). Para a configura¸c˜ao LV ,

as composi¸c˜oes de ambos os produtos de topo e

fundo est˜ao fortemente acopladas; isto ´e,

contro-lando-se um deles, efetivamente controla-se

tam-b´em o outro. Para as outras configura¸c˜oes, esse

(11)

controle em dois pontos: xD e xB controlados

automa-ticamente

1. por exemplo:

• malhas simples (PI, PID): L → xD e V → xB

– problema: intera¸c˜oes (afeta performance)

– vantagem: robustez

• multivari´avel (controle preditivo: evita-se a

se-le¸c˜ao da configura¸c˜ao de controle)

– problema: normalmente n˜ao robusto

(sens´ı-vel a erros de modelagem)

– vantagem: incorpora restri¸c˜oes

2. importˆancia: grande potencial para redu¸c˜ao de

(12)

Equa¸c˜oes do Modelo

• Simplifica¸c˜oes: coluna bin´aria ideal

1. O conte´udo de vapor em cada prato ´e considerado

desprez´ıvel.

2. Os calores molares de vaporiza¸c˜ao dos

compo-nentes A e B s˜ao aproximadamente iguais. Isto

significa que 1 mol de vapor condensado libera energia suficiente para vaporizar 1 mol de l´ıquido.

3. O calor perdido para o ambiente ´e considerado

desprez´ıvel.

4. A volatilidade relativa α entre os dois compo-nentes A e B permanece constante ao longo da coluna.

5. Cada prato da coluna possui eficiˆencia de 100%

(isto ´e, o vapor que deixa o prato encontra-se em

equil´ıbrio com o l´ıquido no prato).

6. Desprezar o balan¸co de quantidade de movimento

em cada prato e assumir que a vaz˜ao molar de

l´ıquido que deixa o prato é fun¸cão do conteúdo

de l´ıquido no prato, de acordo com a f´ormula de

Francis.

As 3 primeiras simplifica¸c˜oes eliminam a necessidade

(13)

Est´agio em uma Coluna de Destila¸c˜ao

I

L

V

L

V

i+1

i

i+1 i-1 i i

y

i-1

x

_i+1

M

_Vi

y

M

_Li

x

i

M

_Li+1 i

P

_i

P

_i-1

(14)

• Balan¸cos de Massa Prato de Alimenta¸c˜ao (i = F ) d(MF) dt = F + LF +1 − LF (1) d(MFxF) dt = F zF + LF +1xF +1 + VF −1yF −1 − LFxF − VFyF (2) Prato de Topo (i = N) d(MN) dt = L − LN (3) d(MNxN) dt = LxD + VN −1yN −1 − LNxN − VNyN (4) Prato da Base (i = 1) d(M1) dt = L2 − L1 (5) d(M1x1) dt = L2x2 + V yB − L1x1 − V1y1 (6)

Prato Intermedi´ario i (i = 2, . . . , N − 1 e i 6= F )

d(Mi)

dt = Li+1 − Li (7)

d(Mixi)

dt = Li+1xi+1 + Vi−1yi−1 −

Lixi − Viyi (8) Condensador d(M_D) dt = VN − L − D (9) d(MDxD) dt = VNyN − (L + D)xD (10)

(15)

Refervedor

d(MB)

dt = L1 − V − B (11)

d(MBxB)

dt = L1x1 − V yB − BxB (12)

• Rela¸c˜oes de Equil´ıbrio

yi = αxi

1 + (α − 1)xi

(13) i = 1, 2, . . . , F, . . . , N, B

• Rela¸c˜oes Hidrodinˆamicas

Li = f (Mi) (14)

i = 1, 2, . . . , F, . . . , N

• Rela¸c˜oes de Press˜ao

P1 = f (V ) (15)

Pi = Pi−1 + ∆P (16)

i = 2, . . . , F, . . . , N − 1

(16)

Graus de Liberdade para Controle

N´umero de Origem

Equa¸c˜oes – NE

N + 1 Rela¸c˜oes de Equil´ıbrio [eq. 13]

N Rela¸c˜oes Hidrodinˆamicas [eq. 14]

N Rela¸c˜oes de Press˜ao [eqs. 15, 16, 17]

2 Balan¸cos no Prato de Alimenta¸c˜ao

[eqs. 1, 2]

2 Balan¸cos no Prato de Topo

[eqs. 3, 4]

2 Balan¸cos no Prato da Base

[eqs. 5, 6]

2(N − 3) Balan¸cos nos Pratos Intermedi´arios;

i 6= 1, N , F [eqs. 7, 8]

2 Balan¸cos no Refervedor [eqs. 11, 12]

2 Balan¸cos no Condensador [eqs. 9, 10]

Total = 5N + 5 Número de Tipo Variáveis – NV N + 2 xi, i = 1, 2, . . . , F, . . . , N, D, B composi¸cão do l´ıquido N + 1 yi, i = 1, 2, . . . , F, . . . , N, B composi¸cão do vapor N + 2 Mi, i = 1, 2, . . . , F, . . . , D, B

conte´udo de l´ıquido

N Li, i = 1, 2, . . . , F, . . . , N

vaz˜oes de l´ıquido

N Pi, i = 1, 2, . . . , F, . . . , N

press˜ao nos pratos

7 F , zF, D, B, L, V , QD

(17)

N´umero de Graus de Liberdade para Controle – f f = N V − N E = (5N + 12) − (5N + 5) = 7

especificando perturba¸c˜oes: F , zF

N´umero de Graus de Liberdade para Controle (final)

(18)

Propriedades do Controle e suas Configura¸cões 1. controle em um ponto Configura¸cão LV melhor L/D V /B razoável DB não funciona

(viola balan¸co material)

2. controle em dois pontos

Configura¸c˜ao Malha Simples

LV ruim (forte intera¸c˜ao)

L/D V /B bom

DB bom

3. implementa¸c˜ao

Configura¸c˜ao

LV f´acil

(exceto para refluxo elevado)

L/D V /B dif´ıcil

(necessita medir L, D, V e B!)

(19)

Configura¸c˜ao LV

Q

D

V

T

M

D

D , x

D

L = L

T

P

F , z

F

L

B

V = V

T

M

B

B , x

B

Q

B C C C N C N C C C F C P Configura¸c˜ao LV : L → xD e V → xB.

(20)

Configura¸c˜ao DB

Q

D

V

T

M

D

L = L

T

P

F , z

F

L

B

V = V

T

M

B

B , x

B

Q

B

D , x

D C N C C C N C C C F C P Configura¸c˜ao DB: D → xD e B → xB.

(21)

Configura¸c˜ao L/D V /B

Q

D

V

T

M

D

L = L

T

P

F , z

F

L

B

V = V

T

M

B

B , x

B

Q

B

D , x

D C N C F C P X

V / B

C N X

L / D

C C C C Configura¸c˜ao L/D V /B: L/D → xD e V /B → xB.

(22)

Reatores Qu´ımicos

O cora¸c˜ao de um processo qu´ımico ´e o reator qu´ımico,

onde ocorre uma rea¸c˜ao qu´ımica envolvendo mat´

erias-primas, para formar um ou mais produtos de maior valor.

Uma vez que as condi¸cões ótimas para conduzir a rea¸cão

s˜ao estabelecidas, o sistema de controle ´e projetado para

mantˆe-las.

O sucesso de um sistema de controle de um reator qu´ımico

depende, em grande extens˜ao, ao projeto do reator. ´E

poss´ıvel projetar um reator totalmente incontrol´avel,

qual-quer que seja o sistema de controle aplicado.

O reator deve ser bem regulado para reduzir a propaga¸c˜ao

de perturba¸c˜oes para as opera¸c˜oes a jusante (de

separa-¸

c˜ao dos produtos). Da mesma forma, as opera¸c˜oes a

montante (de prepara¸c˜ao dos reagentes) devem ser bem

controladas para reduzir as perturba¸c˜oes no reator.

Estabilidade do Reator Exot´ermico

Um reator exot´ermico produz calor, o qual aumenta a

temperatura do meio reacional, a qual por sua vez,

au-menta a taxa de rea¸c˜ao, aumentando a produ¸c˜ao de calor.

Essa seq¨uˆencia de eventos, formando uma malha de

re-alimenta¸c˜ao positiva, pode resultar em um aumento

ex-cessivo da temperatura (uma explosão é uma rea¸cão

exo-t´ermica sem controle).

A maioria dos reatores exotérmicos são estáveis no

es-tado estacionário, desde que tenham a razão entre a área

de transferˆencia de calor e o volume reacional

(23)

CSTR com Rea¸c˜ao Irrevers´ıvel Exot´ermica F i T i F T, F c Q B R e f r i g e r a n t e T c i C a i C a F c T c A B

Q

T

Q

B

Q

A

T

1

T

2

T

3 Q A : c a l o r g e r a d o p e l a r e a ç ã o Q B : c a l o r r e m o v i d o p e l o r e f r i g e r a n t e V Regime Estabelecido

QA = QB → 3 estados estacion´arios: P1, P2 e P3

t T ₃ T ₂ T ₁ T t T ₃ T ₂ T ₁ T t T ₃ T ₂ T ₁ T t T ₃ T ₂ T ₁ P ₁ e P ₃ : e s t á v e i s P ₂ : i n s t á v e l

Por quˆe operar em P2?

1. P1: baixa convers˜ao (T baixa)

(24)

Equa¸c˜oes do Modelo

• Balan¸cos de Massa

dV dt = Fi − F (1) V dCa dt = Fi(Cai − Ca) − V ra (2) • Balan¸co de Energia ρCpV dT dt = ρCpFi(Ti − T ) + (−∆H)V ra − Q (3) • Cin´etica ra = koe− E RTC_a (4) • Troca T´ermica Q = U A(T − Tc) (5)

N´umero de Origem

Equa¸c˜oes – NE

2 Balan¸cos de Massa [eqs. 1, 2]

1 Balan¸co de Energia [eq. 3]

2 Equa¸c˜oes Auxiliares [eqs. 4, 5]

Total =5

N´umero de Tipo

Vari´aveis – NV

6 V , Fi, F , Cai, Ca, ra

balan¸cos de massa e cin´etica

3 T , Ti, Q

balan¸co de energia

1 Tc

troca t´ermca

(25)

N´umero de Graus de Liberdade para Controle – f

f = N V − N E = 10 − 5 = 5

especificando perturba¸c˜oes: Fi, Cai, Ti

N´umero de Graus de Liberdade para Controle (final)

f = 5 − 3 = 2 → V e T Configura¸c˜ao de Controle F i T i F T, F c Q B R e f r i g e r a n t e T c i C a i C a F c T c A B V C N C T 2 1 Malhas de controle:

1 controle do invent´ario: afeta tempo de residˆencia

(convers˜ao) e pode afetar troca t´ermica

2 controle de temperatura: afeta troca t´ermica e

(26)

Reatores Cont´ınuos

Reatores cont´ınuos s˜ao projetados para operar sob

con-di¸cões de vazão de alimenta¸cão, retirada de produtos e

remo¸c˜ao ou suprimento de calor constantes.

Entretanto, essa situa¸cão é incomum na prática, já que

perturba¸cões afetam a opera¸cão (estacionária) dos

rea-tores:

• o mercado promove mudan¸cas na taxa de produ¸c˜ao

(vaz˜ao de alimenta¸c˜ao), afetando o tempo de

resi-dˆencia e a convers˜ao

• mudan¸cas na qualidade da mat´eria-prima

• mudan¸cas na atividade catal´ıtica

• mudan¸cas na área de troca térmica por incrusta¸cões

Para acomodar algumas dessas perturba¸c˜oes, malhas de

controle s˜ao implementadas para manter as exigˆencias da

produ¸c˜ao.

Inicialmente, a quantidade (invent´ario) dos componentes

que participam da rea¸c˜ao (incluindo os catalisadores)

de-vem ser reguladas. Na recupera¸c˜ao de reagentes,

cor-rentes de reciclo s˜ao utilizadas. Vaz˜oes de reciclo acabam

por introduzir realimenta¸c˜ao positiva no processo,

elimi-nando auto-regula¸c˜ao do invent´ario de alguns

compo-nentes.

O não cumprimento dessas considera¸cões pode levar à

redu¸cão da conversão, perdas elevadas e o não

(27)

Como providˆencia inicial, deve-se identificar todos os

com-ponentes que requerem controle material (invent´ario) e

encontrar maneiras de medi-los.

Quando um dos reagentes difere em fase dos produtos e outros reagentes, seu consumo afeta diretamente o

in-vent´ario daquela fase. Portanto, o controle do invent´ario

dessa fase deve ser realizado pelo vaz˜ao do respectivo

(28)

Controle do Inventário Gás + L´ıquido → Gás CF IF CN CP produto gasoso separação ( + reagente gasoso) produto purga líquida 1 2 3 reagente líquido reagente gasoso

Malhas de controle do invent´ario:

1 controle da press˜ao: remove os produtos e gases

que n˜ao reagiram

2 controle de n´ıvel: o invent´ario do reagente l´ıquido

´

e controlado. O fluxo de reagente l´ıquido ´e uma

indica¸c˜ao da taxa de produ¸c˜ao

3 controle de fluxo: manter quantidade estequiom´

e-trica necess´aria para a rea¸c˜ao

purga l´ıquida: eliminar os produtos n˜ao-vol´ateis para

que n˜ao se acumulem no reator; minimizada para n˜ao

(29)

G´as + L´ıquido → L´ıquido CF IF CN CP purga_gasosa separação ( + reagente líquido) produto produto líquido 1 2 3 reagente líquido reagente gasoso

Malhas de controle do invent´ario:

1 controle de n´ıvel: remove o produto l´ıquido

2 controle da press˜ao: o reagente gasoso ´e

alimen-tado conforme ´e consumido, mantendo quantidade

estequiom´etrica

3 controle de fluxo: quantidade de reagente l´ıquido

alimentado determina a taxa de produ¸c˜ao

(30)

Controle da Temperatura

Reatores endotérmicos são auto-reguláveis, não

necessi-tando de qualquer precau¸c˜ao especial para controlar a

temperatura.

Reatores exot´ermicos, entretanto, necessitam de

aqueci-mento para atingirem a temperatura de rea¸c˜ao, e

refrige-rante para mantê-la, não sendo auto-reguláveis Portanto,

o projeto do sistema de aquecimento-refriamento ´e

cru-cial. Controle da Temperatura C T I F C N C P v a p o r a b a i x a p r e s s ã o v a p o r a a l t a p r e s s ã o p a r a p a r t i d a d o r e a t o r 1 2 3 c o n d e n s a d o q u e n t e ( á g u a ) s e t p o i n t p a r a C P c o n t r o l e e m c a s c a t a Malhas de controle:

1 controle de n´ıvel: rep˜oe ´agua evaporada. O fluxo

de água é uma boa indica¸cão da taxa de produ¸cão

(31)

2 controle da pressão: o ponto de ebuli¸cão da água é

determinado pela press˜ao mantida na jaqueta

3 controle de temperatura: um aumento na

tempe-ratura do reator ´e compensado por uma redu¸c˜ao na

press˜ao na jaqueta, pela diminui¸c˜ao do valor de

re-ferˆencia do controle de press˜ao → controle em

(32)

Controle em Cascata

No controle em cascata, o valor de referˆencia da malha

se-cundária (mais interna) é determinado pela malha primária

(mais externa) S e n s o r / T r a n s d u t o r ( T T ) S e n s o r / T r a n s d u t o r ( T P ) P r o c e s s o ( j a q u e t a ) V á l v u l a C o n t r o l a d o r ( C T ) y 2( P ) y 1( T ) y 1 m ( T m ) y 1 s p ( T s p ) + -e 1 + -y 2 m ( P m ) 1 2 1 m a l h a p r i m á r i a 2 m a l h a s e c u n d á r i a y 2 s p ( P s p ) P r o c e s s o ( r e a t o r ) C o n t r o l a d o r ( C P ) e 2

Diagrama de blocos do controle em cascata. Algumas vantagens:

• aumenta a velocidade da malha prim´aria (quando

a malha interna ´e fechada, a malha externa

torna-se mais r´apida do que quando a malha interna est´a

aberta)

• perturba¸cões que entram na malha secundária são

compensadas adequadamente antes de afetarem a