CONTROLE MULTIVARIÁVEL COM AÇÃO DISTRIBUÍDA EM UMA COLUNA DE DESTILAÇÃO

CONTROLE MULTIVARIÁVEL COM AÇÃO DISTRIBUÍDA EM UMA COLUNA DE

DESTILAÇÃO

Cintia Marangoni1 _{(UFSC), Leandro Osmar Werle}2 _{(UFSC), Ricardo Antonio Francisco Machado}3 _(UFSC)

Universidade Federal de Santa Catarina, Centro Tecnológico, Depto. Eng. Química e Eng. Alimentos, Caixa Postal 476 – Campus Universitário, Trindade – Florianópolis, SC. CEP:88010-970

1_{sissi@enq.ufsc.br,} 2_{leandro@enq.ufsc.br,} 3_{machado@enq.ufsc.br}

Um sistema de controle bem projetado e ajustado não é suficiente para eliminar os transientes de operação de uma coluna de destilação, uma vez que esta é uma característica intrínseca ao processo. Um aspecto que contribui para tal situação consiste na centralização do controle nas variáveis da base e do topo da coluna. Devido ao acoplamento das variáveis e a propagação da ação corretiva por toda a unidade existe um período de transição com produção fora da especificação desejada. Sistemas de controle multivariáveis com controladores ajustados por desacoplamento são uma alternativa simples, e em muitos casos eficiente. Este trabalho apresenta uma abordagem que utiliza uma estratégia de controle multivariável com ação distribuída para minimizar os transientes de operação em colunas de destilação quando perturbada a temperatura de alimentação. Experimentos foram realizados em uma unidade piloto instrumentada com protocolo de comunicação digital fieldbus e processando uma mistura de etanol-água. Foram ajustados controladores PID multivariáveis por desacoplamento para as malhas da temperatura da base e do último prato, caracterizando um sistema 2x2. A dinâmica deste foi comparada com a abordagem distribuída (controle na base, no topo e em um prato da coluna - sistema 3x3). Por sua vez, o ajuste do sistema 3x3 foi realizado considerando o controle do prato de duas formas: descentralizado e acoplado com as malhas da base e do topo da coluna. A minimização de transientes foi verificada em ambas as abordagens distribuídas, porém o ajuste do sistema 3x3 considerando as três malhas acopladas mostrou-se menos oscilatório, mais rápido e eficiente.

Aquecimento distribuído, controle de colunas de destilação, controle multivariável, nova abordagem de controle

1. INTRODUÇÃO

O controle de colunas de destilação é amplamente estudado. Este processo de separação permite a implementação de técnicas convencionais à aplicação de algoritmos avançados. No entanto, mesmo com inúmeras pesquisas em abordagens de controle cada vez mais complexas, observa-se que poucos trabalhos disponíveis na literatura estudam a questão da minimização de transientes, mais especificamente em relação a dinâmica da coluna.

Um sistema de controle bem projetado e ajustado não é suficiente para eliminar os transientes de operação de uma coluna de destilação. Um aspecto que contribui para tal situação consiste na centralização do controle nas variáveis da base e do topo da coluna. Com isso existe a propagação da ação corretiva por toda a unidade gerando um período com produção fora da especificação desejada.

A solução mais abordada para minimizar transientes de operação de uma coluna de destilação é a implementação de técnicas avançadas de controle. Neste sentido, controladores multivariáveis e preditivos se destacam uma vez que são ajustados considerando a dinâmica deste processo. No entanto, mesmo com a utilização de algoritmos complexos, ainda observa-se um tempo elevado para que o processo rejeite uma perturbação.

Estudos com distribuição da troca de calor ao longo dos pratos da coluna (colunas diabáticas) demonstram uma melhora na eficiência energética do processo, e indicam a possibilidade de uso de fontes intermediárias de calor. Baseado nesta distribuição do calor na destilação aplicada em colunas diabáticas e buscando-se controladores adequados à dinâmica do processo, este trabalho propõe a utilização de aquecimento nos pratos de uma coluna como uma nova abordagem de controle para minimizar os transientes de operação do processo.

2. REVISÃO DA LITERATURA

A destilação fracionada é um problema essencialmente multivariável e com restrições de operação. O comportamento dinâmico é intrinsecamente não linear e existe um elevado grau de acoplamento entre as variáveis. Trata-se de um processo com respostas lentas e presença de atraso em virtude de sua geometria em estágios (Henley e Seader, 1981). Ainda, em alguns casos específicos existem fatores associados ao processo que dificultam o controle da unidade. Um exemplo é a variação de composição na alimentação de colunas de fracionamento de óleo cru em refinarias devido a mudanças de campanha resultando na necessidade de ajustar de

inúmeras variáveis. Com isso, a unidade atmosférica opera em regime transiente em um determinado período, o que representa custos adicionais para a refinaria (Shinskey, 1984). Além disso, unidades como estas influenciam em toda a produção da refinaria, uma vez que são responsáveis pelo fracionamento primário de todos os derivados de petróleo, como é ilustrado na Figura 1.

Figura 1. Ilustração esquemática da produção de derivados de petróleo.

Segundo a Agência Nacional de Petróleo, no ano de 2003, foi produzida pelo parque de refino nacional uma média diária de aproximadamente 97 mil m3 _{de derivados, volume este 0,7% superior ao processado em 2002. A}

quantidade de petróleo nacional e importado processado se mantém constante nos últimos anos. De acordo com Fairbanks (2002), estes números demandam investimentos para eliminar gargalos operacionais e aprimorar a qualidade de seus produtos. A projeção de investimentos no setor de refino de petróleo para os próximos anos é de cerca de 11 bilhões de dólares, conforme é apresentado na Figura 2 (Fairbanks, 2004). Como vêm sendo apresentados nos últimos anos, estes investimentos serão conduzidos de modo a converter as unidades de processamento para receber os óleos nacionais, que são mais viscosos, descobertos com a exploração em águas profundas.

Figura 2 Projeção de investimentos no setor de petróleo segundo Fairbanks, 2004.

Derivados de petróleo são obtidos através de processos de destilação, os quais existem sempre, independente das unidades presentes na refinaria. Consistem no principal processo de separação do óleo cru. E em unidades nas quais a destilação não é utilizada como processo principal de separação é utilizada para purificação dos derivados obtidos. Assim, mudanças permanentes das condições de mercado e a operação das plantas em condições limites tornam a manutenção dos processos nos pontos de máxima lucratividade extremamente difícil. Morari et al. (1988) citam a integração da medição, controle, otimização e logística como o modo mais eficaz de gerar lucros atendendo as variações de mercado, com o mínimo de investimentos. No entanto, apesar dos avanços obtidos na engenharia de controle e da tecnologia envolvida em refinarias, ainda são encontradas algumas dificuldades para controlar unidades de destilação. Estas dificuldades resultam em processos com

elevado transiente quando o sistema é perturbado. Como resultado obtém-se produtos fora da especificação, conseqüentemente de baixa qualidade gerando desperdício para a refinaria.

Devido a suas características, colunas de destilação requerem o emprego de sistemas de controle ajustados para rejeitar flutuações que ocorrem com freqüência, mesmo quando o processo está operando em regime permanente. O comportamento não-linear, associado ao acoplamento das variáveis, restrições na operação, constantes de tempo elevadas e a presença de atraso na resposta geram transientes elevados quando o processo é perturbado, resultando em acréscimos significativos nos custos operacionais e em grandes volumes processados fora das especificações desejadas. Um sistema de controle bem projetado e ajustado não é suficiente para eliminar os transientes de operação de uma coluna de destilação uma vez que esta é uma característica intrínseca ao processo. Conforme já abordado, um aspecto que contribui para tal situação consiste na centralização do controle nas variáveis da base e do topo da coluna. Com isso existe a propagação da ação corretiva por toda a unidade gerando um período de transição com produção fora da especificação desejada.

A formação de transientes em uma coluna de destilação ocorre quando o processo é perturbado e as características deste limitam a eficiência do sistema de controle ou quando um fator externo induz a modificação do ponto de operação da unidade. O comportamento dinâmico de processos de destilação é lento. Embora o atraso e a constante de tempo serem pequenos para cada prato (na ordem de segundos), a dinâmica da coluna toda é lenta e dependendo das características das unidades pode variar na ordem de horas. A separação é realizada em estágios e quando o processo é perturbado são exercidas mudanças em cada prato conferindo um novo ponto de equilíbrio. Esse comportamento é propagado por toda a coluna pelas fases líquida e vapor. E o resultado final consiste em um tempo de resposta muito elevado conforme ilustrado na Figura 3 para uma perturbação na composição da alimentação (Shinskey, 1996).

Figura 3. Alterações provocadas nas fases líquida e vapor para uma perturbação na composição da alimentação. Dessa maneira, são necessários sistemas de controle ajustados para minimizar cada vez mais os transientes existentes. Segundo Deshpande (1985) alcançando-se tal objetivo promove-se uma melhora de qualidade de produtos por meio da adaptação rápida a mudanças. Do ponto de vista dinâmico, é interessante que o controle seja projetado para regular o processo com sucesso, não somente em um ponto de operação particular mas também durante regiões de transição (Kosanovich et al., 1997). Por este motivo é tão importante entender da dinâmica do processo.

Neste sentido, a solução mais abordada para minimizar transientes de operação de uma coluna de destilação é a implementação de técnicas avançadas de controle. Controle multivariável e/ou preditivo são provavelmente as técnicas mais utilizadas devido a grande flexibilidade de utilização para mudanças de referência. É importante ressaltar os estudos realizados com controladores baseados em modelo: Model Predictive Control (MPC) (Bezzo

et al., 2005); Dynamic Matrix Control (DMC) (Jana et al., 2005); e Generalized Predictive Control (GPC)

(Karanca, 2003). Todos estes modelos são extensivamente aplicados em colunas de destilação devido a sua facilidade de implementação em processos com restrições. Em contrapartida, alguns estudos têm sido realizados com controladores proporcional-integral-derivativo (PID), objetivando um ajuste mais flexível e considerando as características da destilação (Zhu e Liu, 2005). Entretanto, mesmo nestes recentes estudos, os controladores utilizados para manter o perfil de qualidade (representados seja por composição ou temperatura) são implementados com a ação de controle na base e no topo da coluna.

Uma alternativa que vem sendo proposta é a mudança da configuração convencional da coluna. Modificações em sua estrutura física podem melhorar o desempenho do processo e por conseqüência dos controladores. Neste sentido, destacam-se os estudos de colunas termicamente acopladas, configurações DWC (divided wall column) e Petlyuk. Caballero e Grossmann (2004) citam estas formas de destilação como uma alternativa importante, em virtude da economia de capital que proporcionam em relação a colunas convencionais. Outra configuração muito estudada atualmente consiste em colunas de destilação diabáticas (Björn et al., 2002; Schaller et al., 2001). O objetivo destas unidades consiste em obter economia energética do processo através de introduções e retiradas sucessivas de calor na coluna.

Visando descentralizar o controle, em estudos anteriores propôs-se uma mudança nesta configuração: a introdução de pontos de aquecimento nos pratos ao longo da coluna. Obtiveram-se reduções nos tempos de transição quando aplicados controladores do tipo PID na base e no topo, acrescidos do controle em um dos pratos da coluna (Marangoni et al., 2006). No entanto, é necessário avaliar se a implementação de um sistema de controle, com controladores avançados que consideram a dinâmica do processo, ainda permite a redução do transiente quando aplicada a abordagem distribuída que vem sendo proposta. Assim, buscando-se incrementar estes resultados, o objetivo deste trabalho é avaliar a implementação de um sistema de controle multivariável 2 x 2 e comparar com um sistema com abordagem distribuída implementado de duas maneiras diferentes: a primeira considerando que o controle do prato não possui interações com as outras duas malhas e a segunda considerando o sistema como sendo multivariável de ordem 3 x 3.

3. METODOLOGIA

Experimentos foram realizados em uma unidade piloto instrumentada com protocolo de comunicação digital

fieldbus e processando uma mistura de etanol-água. Para validar a proposta deste trabalho utilizou-se esta

mistura em virtude do baixo custo e disponibilidade destes componentes e também devido à baixa viscosidade e facilidade de limpeza que esta oferece.

Foram ajustados controladores PID para as malhas da temperatura da base e do último prato, caracterizando o controle convencional. Comparou-se o desempenho desta configuração com a abordagem distribuída (controle na base, no topo – com o mesmo ajuste que o convencional – e em pratos ao longo da coluna). Este tipo de controlador foi definido por ser o mais amplamente utilizado (Aström e Hagglund, 2001).

3.1. Unidade Piloto

A unidade, ilustrada simplificadamente na Figura 4 representa um processo de destilação a pratos em escala piloto e foi construída em módulos onde cada um representa um estágio de equilíbrio. A unidade opera em regime contínuo e, para tanto, existe um tanque (pulmão), onde é produzida a alimentação do processo. A coluna possui 13 estágios de equilíbrio e cada módulo possui um ponto para medição de temperatura, um para a coleta de amostra e um terceiro para a adaptação do aquecimento distribuído. Este último foi realizado por meio de resistências elétricas projetadas com potência de até 3,5 kW cada. Sensores de temperatura do tipo Pt-100 foram utilizados para monitorar a temperatura em todos os estágios de equilíbrio bem como no tanque de mistura e acumulador. A alimentação foi realizada no prato 4 (quatro), sendo o refervedor o estágio 0 (zero).

Figura 4. Ilustração esquemática dos equipamentos da unidade experimental.

A configuração de controle da coluna de destilação foi realizada com base nos estudos de Nooraii et al. (1999). Foram definidas as seguintes malhas de controle: (1) controle do nível da base através do ajuste da vazão da corrente de produto de fundo; (2) controle do nível do acumulador por meio da manipulação da vazão do produto de topo; (3) controle da vazão da alimentação em função do ajuste da vazão desta mesma corrente; (4) controle da temperatura de alimentação através do ajuste das vazões de fluido no trocador de calor deste estágio;(5) controle da temperatura do último prato por meio da manipulação da vazão de refluxo; (6) controle da temperatura do refervedor através do ajuste da vazão de vapor no trocador de calor deste estágio; (7) controle da temperatura de estágios pré-definidos da coluna através do ajuste de potência dissipada na resistência elétrica no prato.

A primeira, segunda e a terceira malha representam o controle do balanço de massa da coluna (controle de inventário). A quinta e a sexta malha compreendem o controle de qualidade - neste caso representado pela temperatura. Quando estas malhas são utilizadas em conjunto formam o controle aqui denominado convencional. Quando estas malhas são combinadas com a sétima malha descrita, considera-se a estratégia distribuída.

Todas as malhas são instrumentadas em fieldbus, acrescidas da aquisição e indicação da vazão das correntes de base e topo e das pressões nestes mesmos estágios. As temperaturas de todos os pratos, refervedor, acumulador e alimentação são monitoradas pelo controlador lógico programável. Estas são utilizadas no estudo dinâmico do controle distribuído. As pressões são observadas para garantir o bom funcionamento do equipamento e do processo.

3.2. Ensaios Experimentais

As condições experimentais utilizadas são apresentadas na Tabela 1. Medidas de composição foram efetuadas durante os experimentos. Para tanto amostras foram retiradas dos produtos de base e topo e a quantidade de álcool presente nas mesmas foi quantificada através de um densímetro do tipo Gay-Lussac para álcoois.

Tabela 1 Resumo das condições de operação dos experimentos realizados.

Variável Valor

Fração volumétrica de etanol na alimentação 0,15

Temperatura de alimentação 92o_C

Vazão volumétrica de alimentação 300 L.h-1

Pressão no topo da coluna 1,25 bar

Queda de pressão ao longo da coluna 0,25 bar

Razão de refluxo (R/D) 5

Holdup da base 4 L

Holdup do acumulador 5 L

Para o estudo em questão foram realizadas perturbações na temperatura da alimentação, aplicando-se um degrau negativo de cerca de 15o_{C. Este foi obtido através do resfriamento controlado desta corrente.}

3.3. Estratégias Testadas

Para a execução deste trabalho foram conduzidos experimentos com três estratégias diferentes de controle: (1) convencional 2 x 2– com controle multivariável de temperatura aplicado no refervedor e no último estágio; (2) distribuída 2 x 2 – com controle multivariável de temperatura aplicado no refervedor e no último estágio e controle descentralizado no prato 2 (PID sem interação com os outros controladores);

(3) distribuída 3 x 3 – com controle multivariável de temperatura aplicado no refervedor, no último estágio e no prato 2.

3.4. Ajuste dos Controladores

A estrutura do modelo de entrada e saída utilizada para o projeto e ajuste dos controladores foi representada pela forma V-canonical, conforme ilustrado na Figura 5.

Para o ajuste dos controladores descentralizados e também para a estimativa inicial do controle multivariável foram aplicadas os métodos propostos por Cohen-Coon, ITAE e Zieger-Nichols. A melhor resposta obtida entre estes três métodos foi aplicada, realizando-se em seguida um ajuste fino em experimentos na unidade. O ajuste dos controladores que apresentam interação foi executado de acordo com a metodologia proposta por Stephanopoulos (1984) realizando-se o desacoplamento total das malhas por meio dos desacopladores D21(s) e

D12(s) para o sistema 2 x 2, e representados nas equações (1) e (2). A mesma metodologia foi aplicada no

sistema 3 x 3.

( )

( )

_{( )}

( )

_{( )}

( )

O desacoplador D21(s) deve ser projetado para cancelar, ou atenuar, o efeito da interação representada pela

função de transferência Gp21(s), e o desacoplador D12(s) é projetado para cancelar, ou atenuar, o efeito da

interação representada pela função de transferência Gp12(s). O desacoplamento é então um esforço para se

cancelar os efeitos das interações no processo, invertendo as funções de acoplamento no sistema de controle (Shinskey, 1996). Neste caso, foram utilizados desacopladores estáticos.

4. RESULTADOS

O controle da qualidade dos produtos de uma coluna de destilação é essencialmente multivariável. Neste trabalho, a qualidade dos produtos é representada pelo controle das temperaturas do refervedor e último prato da coluna. Na Figura 6 é ilustrado o efeito da perturbação (temperatura de alimentação) no perfil de temperatura do refervedor quando esta variável foi controlada através das estratégias testadas. As oscilações observadas na variável controlada (neste gráfico e em todos os seguintes) no período do estado estacionário são devido ao fornecimento de vapor no trocador de calor e também à característica oscilatória do processo.

0.00 0.13 0.26 0.39 0.52 0.65 0.78 0.91 1.04 1.17 1.30 98 100 102 104 106 Referência Controle convencional

Controle distribuído - Ajuste 2x2 Controle distribuído - Ajuste 3x3

Temper at ura do r e fer vedor ( o C) Tempo (h)

Figura 6. Efeito da perturbação na malha de controle da temperatura do refervedor quando aplicado () controle multivariável convencional 2x2 () distribuído com ajuste multivariável 2x2 e ajuste descentralizado no prato 2

e () distribuído com ajuste multivariável 3x3 em relação ao () valor de referência.

Os resultados apresentados na figura permitem visualizar que a curva que representa o controle convencional apresentou maiores oscilações e o maior tempo de transição (cerca de 0,84h ou aproximadamente 50 minutos), enquanto que as estratégias de controle com abordagem distribuída minimizaram o tempo de transição para rejeitar a perturbação realizada. A abordagem de controle distribuído com ajuste 2 x 2 e controle descentralizado no prato minimizou o transiente em 46% e o ajuste 3 x 3 reduziu este tempo em 60%.

Além disso, observa-se que existem menores oscilações quando aplicado o controle multivariável com o ajuste 3 x 3. Esta estratégia também foi a que apresentou menor distanciamento do valor de referência da temperatura do refervedor.

Situação semelhante a esta análise foi encontrada quando estudado o comportamento da malha de controle da temperatura do último estágio da coluna, conforme é ilustrado na Figura 7. Neste caso, a estratégia convencional não conseguiu retornar ao valor do estado estacionário, estabilizando em um valor inferior ao desejado. A aplicação da abordagem distribuída com desacoplamento 2 x 2 permitiu que o sistema operasse durante um período transiente, mas estabelecendo-se em um valor acima do desejado. Este comportamento é resultado do controlador no prato, que ao ser considerado descentralizado, possui uma dinâmica mais rápida que os outros controladores, e tem como resultado final a elevação da temperatura dos estágios da seção de retificação.

0.00 0.13 0.26 0.39 0.52 0.65 0.78 0.91 1.04 1.17 1.30 76 78 80 82 84 86 88 Referência Convencional Distribuído - Desacoplamento 2x2 Distribuído - Desacoplamento 3x3 Tempe ratura do ú lti mo e stág io ( o C) Tempo (h)

Figura 7. Efeito da perturbação na malha de controle da temperatura do último estágio quando aplicado () controle multivariável convencional 2x2 () distribuído com ajuste multivariável 2x2 e ajuste descentralizado

no prato 2 e () distribuído com ajuste multivariável 3x3 em relação ao () valor de referência.

Em ambas as figuras (6 e 7), observou-se que a perturbação introduzida é rapidamente rejeitada quando utilizada a abordagem distribuída. Este resultado indica que a ação de controle distribuída mantém o perfil de temperatura no interior da coluna e com isso permite a redução dos transientes formados.

Na Figura 8 é apresentado o perfil de temperatura do prato 2, estágio em que foi utilizado para a aplicação do controle distribuído. Neste, observa-se que o desempenho da estratégia com ajuste multivariável 2 x 2 com ajuste descentralizado para o prato 2 apresenta-se mais próximo do valor de referência. Isto confirma a análise realizada anteriormente, de que a ação descentralizada no prato torna a dinâmica mais rápida. No entanto, a abordagem distribuída 3 x 3 permite um melhor desempenho quando avaliadas as malhas de controle de temperatura do refervedor e do último prato. É possível que o ajuste considerando as interações entre as três malhas de controle tenha tornado o sistema um pouco mais lento, no entanto este ainda é muito mais rápido que a abordagem convencional.

0.00 0.13 0.26 0.39 0.52 0.65 0.78 0.91 1.04 1.17 1.30 92.5 95.0 97.5 100.0 102.5 Referência Convencional Distribuído - Desacoplamento 2x2 Distribuído - Desacoplamento 3x3 T e m p er at ur a d o pr at o 2 ( o C) Tempo (h)

Figura 8. Efeito da perturbação na malha de controle da temperatura do prato 2 quando aplicado () controle multivariável convencional 2x2 () distribuído com ajuste multivariável 2x2 e ajuste descentralizado no prato 2

e () distribuído com ajuste multivariável 3x3 em relação ao () valor de referência.

Para realizar uma avaliação final de qual estratégia demonstraria melhor desempenho foi estudado o efeito da perturbação na temperatura do tanque acumulador. Por ser este o último estágio da unidade, é o que possui o maior tempo de transição. Assim, observou-se o comportamento da derivada da temperatura deste em relação ao tempo necessário para a rejeição da perturbação, conforme ilustrado na Figura 9.

0.00 0.13 0.26 0.39 0.52 0.65 0.78 0.91 1.04 1.17 1.30 10 8 6 4 2 0 -2 -4 -6 -8 -10 Convencional Distribuído - Desacoplamento 2x2 Distribuído - Desacoplamento 3x3 Derivada da te mperat

ura do tanque acumulador

Tempo (h)

Figura 9. Derivada da temperatura do tanque acumulador quando aplicado () controle multivariável convencional 2x2 () distribuído com ajuste multivariável 2x2 e ajuste descentralizado no prato 2 e ()

distribuído com ajuste multivariável 3x3 em relação ao () valor de referência.

A análise da Figura 9 demonstra que tempo necessário para atenuar os efeitos da perturbação na temperatura de alimentação é menor quando aplicada a estratégia de controle distribuída considerando a malha de controle do prato 2 com pouca interação com as outras. Esta hipótese seria verdadeira é se a interação que ocorre no prato pode ser eliminada pelo desacoplamento da malha de controle da temperatura do refervedor. No entanto, ainda

pode-se observar na figura que mesmo com um tempo de transição menor, esta estratégia não permitiu que a temperatura do tanque acumulador retornasse ao seu valor desejado. Ao contrário, quando utilizada a abordagem multivariável 3x3, o valor do estado estacionário foi mantido e o tempo de transição foi ligeiramente maior.

5. CONCLUSÃO

A avaliação da abordagem convencional e da distribuída, para uma perturbação na temperatura de alimentação, permitiu verificar reduções no tempo de transição da coluna e nas oscilações da variável controlada quando utilizada a abordagem com controle no prato 2. Neste sentido, mesmo com a aplicação de um algoritmo de controle avançado, observa-se que a introdução do aquecimento em um dos pratos da coluna permite a redução do tempo de operação fora das condições desejadas. Assim, a introdução de aquecimento distribuído ao longo da coluna mostrou-se como uma opção válida para a redução de transientes, possibilitando uma dinâmica mais rápida e menores volumes de produtos processados fora dos parâmetros de qualidade pré-definidos.

O princípio econômico que determina o valor dos produtos e matérias primas de indústrias químicas é o fornecimento, demanda e a competição. Para tanto é necessário estudos em otimização de parâmetros, sistemas ou de processo, que uma vez ajustados influenciarão na eficiência global da unidade industrial e conseqüentemente na economia do processo. Neste sentido, a abordagem de um sistema de controle distribuído de uma unidade de destilação pode se reverter nesta economia pois reduzirá a produção fora dos limites de especificação.

6. AGRADECIMENTOS

Os autores agradecem o apoio financeiro da Agência Nacional do Petróleo – ANP – e da Financiadora de Estudos e Projetos – FINEP – por meio do Programa de Recursos Humanos da ANP para o Setor Petróleo e Gás – PRH-34-ANP/MCT e do Conselho Nacional de Desenvolvimento Científico e Tecnológico – CNPq.

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MULTIVARIABLE CONTROL WITH DISTRIBUTED ACTION FOR DISTILLATION

TOWER

Even a well projected and tuning control system is not enough to eliminate the operation transients of a distillation tower, once this is an intrinsic process characteristic. An aspect that contributes to such situation consists of the centralization of the control action in the bottom and top variables of the tower. Because of variables coupling and the propagation of the corrective action throughout whole unit, a transition period exists with production out of specification. Multivariable control systems with controllers decoupling tuning are a simple alternative, and in many cases efficient. This work presents an approach that uses a multivariable control strategy with distributed action to minimize the transient operation in distillation towers when there is a temperature feed load. Experiments were carried out in a pilot unit scored with fieldbus protocol and processing a mixture of ethanol-water. Multivariable PIDs controllers were adjusted by decoupling interaction between the loops of the reboiler and last plate temperature, characterizing a system 2x2. The dynamics of this was compared with the distributed approach (control in the reboiler, last stage and in a plate of the column - system 3x3). The adjustment of the system 3x3 was done considering the control of the plate in two ways: decentralized and coupled with the reboiler and last plate loops. The minimization of tower transients was verified in both distributed approaches; however the adjustment of the system 3x3 considering the three coupled loops it was shown less oscillatory, faster and efficient.

Distributed heating, distillation control, multivariable control, new control approach