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Diseño de Control Predictivo en Columna de Destilación de GLP – Planta de

Fraccionamiento Ulé

El control básico de la torre despropanizadora de GLP-2, D8-504, es realizado por medio de controladores por retroalimentación o Feed-Back, con la finalidad de mantener estables algunas variables tales como temperatura, presión y caudal de reflujo que son fundamentales para lograr una especificación determinada del producto. Este sistema de control funciona de manera adecuada sólo cuando se alcanza el estado estacionario, pero es poco eficaz para responder ante perturbaciones o variaciones que ocurren de manera inesperada produciendo oscilaciones que inestabilizan el proceso. Los parámetros de operación deseados se obtuvieron considerando diferentes condiciones operacionales, obtenidas con la ayuda del programa de simulación de proceso Aspen HYSYS 2006, mientras que para la identificación de los modelos en estado no estacionario se determinaron realizando perturbaciones tipo escalón sobre las variables de entrada de flujo y reflujo a la torre utilizando los simuladores comerciales LAB VIEW® y MATLAB®. Se diseñó un Control por Adelanto, que actúa sobre el valor deseado del controlador de temperatura del tope de la torre, de acuerdo al caudal de la corriente de alimentación y del reflujo de la misma.

2010

Autor: Ing. Danny Montilla

Gerencia de Procesamiento de Gas Occidente

2 Diseño de Control Predictivo en Columna de Destilación de GLP


RESUMEN El control básico de la torre despropanizadora de GLP-2, D8-504, es

realizado por medio de controladores por retroalimentación o Feed-Back, con la

finalidad de mantener estables algunas variables tales como temperatura, presión

y caudal de reflujo que son fundamentales para lograr una especificación

determinada del producto. Actualmente; este sistema de control funciona de

manera adecuada sólo cuando se alcanza el estado estacionario, pero es poco

eficaz para responder ante perturbaciones o variaciones que ocurren de manera

inesperada produciendo oscilaciones que inestabilizan el proceso. Es por esto que

se propone utilizar una estrategia de control avanzado para el control de la torre

despropanizadora (D8-504) de la Planta de Fraccionamiento Ulé.

Los parámetros de operaciones deseados se obtuvieron considerando

diferentes condiciones operacionales, obtenidas con la ayuda del programa de

simulación de proceso Aspen HYSYS 2006, mientras que los modelos en estado

no estacionario se determinaron realizando perturbaciones tipo escalón sobre las

variables de entrada de flujo y reflujo a la torre. Para esto se tomaron datos reales

de las variables del proceso y se utilizaron los simuladores comerciales LAB

VIEW® y MATLAB®.

Se diseñó un Control por Adelanto, que actúa sobre el valor deseado del

controlador de temperatura del tope de la torre, de acuerdo al caudal de la

corriente de alimentación y del reflujo de la misma. De esta forma se asegura que

los productos cumplan con el plan de calidad, garantizar ahorros económicos y de

energía e incremento de la confiabilidad del sistema y se disminuye de esta

manera los errores humanos asociados a la manipulación de los parámetros

operacionales dentro del sistema de control distribuido.



INTRODUCCION PDVSA Gas cuenta con instalaciones en diversos campos del país, dedicadas

a la extracción y fraccionamiento de líquidos del gas natural (LGN), que buscan la

explotación rentable de las reservas de hidrocarburos.

En Occidente, se encuentran ubicadas dos plantas de fraccionamiento ULE y Bajo

Grande.

La Planta de Fraccionamiento Ulé se encuentra conformada por las plantas

de fraccionamiento GLP-1, 2 y 3 y la planta de Extracción GLP-5, actualmente se

encuentra operando la Planta GLP-2 con una alimentación promedio de 16 MBPD

de LGN, y la cual posee una capacidad de procesamiento por diseño de 46.0

MBPD de LGN provenientes de las plantas Tía Juana 2 y 3, produciendo: propano,

mezcla de butanos y gasolina natural. La Planta GLP-2 está compuesta por una

torre despropanizadora (D8-504 ó T5-B), una torre desbutanizadora (D8-506 ó T6-

B), condensadores de propano (D6-501), condensadores de butano (D6-502), dos

tambores de alimentación (D8-501 A/B), dos tambores de reflujo (D8-505 y D8-

507) y dos rehervidores (D2-504 y D2-506).

Estos productos son utilizados en el mercado nacional en aquellas

localidades donde no existe suministro de gas por tuberías, mediante el despacho

de propano y butano derivado de los procesos de fraccionamiento que ocurren

dentro de la planta de Fraccionamiento ULE.

Esta planta suministra propano al mercado nacional y su producción es

importante para abastecer a la población de occidente. Para el mercado regional,

igualmente se abastece de producto de propano y butano, en conjunto con la

planta de fraccionamiento GLP Bajo Grande. Así mismo, el 20% restante satisface

la demanda de las Plantas de Conservación TJ-2 y TJ-3, para su proceso de

refrigeración y hacia el mercado de exportación.

En la Planta GLP-2 ULE, la mayoría de los procesos se encuentran

automatizados; sin embargo, en el proceso de destilación de GLP es en donde se

centraliza el planteamiento del problema.



Este trabajo de investigación se basa en la implementación de un control

predictivo en una Columna de destilación de GLP; para poder desarrollar este

trabajo de investigación basado en un modelo matemático obtenido a través de

los software: MATLAB® y LABVIEW®), se desarrollaron los criterios y leyes de

control para la depuración y simplificación de las ecuaciones de estado obtenidas,

y tener un modelo que se asemeje mucho más a la realidad y comportamiento

esperado para la estabilidad y controlabilidad de las variables de proceso que

interactúan entre sí, en el proceso de destilación de GLP. La metodología

empleada se basa la propuesta por Lewis y Yang (1999) utilizada para diseñar

sistemas de control. Dicha metodología consta de 4 fases: Fase I Modelado o identificación de sistema, Fase II Desarrollo de la estrategia de control, Fase III

Evaluación del comportamiento, Fase IV Construcción y comprobación. Cada una

de estas fases fueron desarrolladas satisfactoriamente hasta obtener el resultado

esperado, un sistema de control predictivo tipo feed-foward cuya función es

adelantarse a las perturbaciones que ocurren en el proceso donde participan

múltiples variables de forma independiente existiendo una competencia entre

lazos de control que operan en la columna. De esta manera se obtiene un modelo

dinámico de proceso que describe el comportamiento de la columna de

destilación de GLP, lo que permitiría ajustar de manera automática todas estás

interacciones y perturbaciones que ocurren en el proceso.



PLANTEAMIENTO DEL PROBLEMA En la Planta de Fraccionamiento de GLP-ULE. PDVSA GAS, situada en el

municipio Simón Bolívar, sector la Vaca, Tía Juana, Estado –Zulia, se encarga de

Fraccionamiento los líquidos de gas natural (LGN) proveniente de dos plantas de

extracción que se encuentra situada en el Lago de Maracaibo, Planta

Compresoras de Gas Tía Juana 2 (PCTJ-2) y Planta Compresora de Gas Tía

Juana 3 (PCTJ-3).

El control básico a la torre despropanizadora de GLP-2, es realizado por

medio de controladores con retroalimentación o feed-back, este tipo de

controlador trata de mantener siempre constantes algunas variables, tales como

temperatura, presión y caudal de reflujo, que al diseñar la columna son

fundamentales para lograr una especificación determinada. El sistema funciona de

manera adecuada cuando se alcanza el estado estacionario, pero es poco eficaz

para absorber las lógicas variaciones que se producen en cualquier proceso, por

ejemplo los cambios en la composición o en el caudal de alimentación de la

columna.

Generalmente se suele colocar un control de temperatura en la zona de

agotamiento o stripping para ajustar el caudal de reflujo calefactor al rehervidor y

por tanto la composición del producto de fondo. La calidad del producto del tope

se suele obtener en función del caudal de reflujo, bien directamente o modificado

por otras variables. Es evidente que cuando se produzca una variación en la

calidad o cantidad de alimentación a la columna, existirá una variación en las

composiciones de los productos del tope y fondo hasta que se reajuste los

caudales de reflujo y fluido calefactor respectivamente.

Esta operación se suele hacer manual ajustando los set-point de los

controladores involucrados según criterio del operador al visualizar las variables

involucradas en el proceso, traduciéndose en un proceso susceptible a errores, lo

cual conlleva a problemas operativos. El operador no puede atender

razonablemente a todas las variables que tiene que supervisar y reajustarla cada

minuto. El resultado es que el proceso tendrá su punto de operación a una cierta



distancia de las restricciones naturales del proceso de destilación, al objeto de

darle tiempo al operador para reconocer y responder a las perturbaciones de

entrada al proceso, esta situación puede tomar tiempo, lo que causa perdida de

energía, producto fuera de especificación y dificultades al operador al tratar de

obtener los valores deseado de temperatura, presión y reflujo en la columna de

destilación de GLP.

OBJETIVOS

OBJETIVO GENERAL Diseñar el Control Predictivo para la Columna de Destilación de GLP en la Planta

GLP-2 instalada en la Planta de Fraccionamiento Ulé, con el propósito de mejorar

la calidad de los productos fraccionado y disminuir el gasto innecesario de energía

durante el proceso de fraccionamiento de propano.

OBJETIVOS ESPECIFICOS Diagnosticar el funcionamiento actual de la planta de fraccionamiento Ulé.

Obtener las ecuaciones de estado de la columna despropanizadora de la

Planta GLP-2

Establecer el diseño del controlador predictivo.

Evaluar a través de la simulación el correcto funcionamiento del diseño

planteado para la columna despropanizadora.



BASES Y PREMISAS Las bases y premisas utilizadas para el desarrollo del estudio son las siguientes:

• Las composiciones de entrada del producto (LGN) hacia la Columna de

Destilación D8-504 promedio de Octubre 2008 son las siguientes:

• Para la obtención de los parámetros físicos – químicos de las corrientes del

proceso se utilizó el simulador de procesos Aspen Hysys 2006. son los

siguientes:

• La obtención de la ecuaciones de estado del la Columna de Destilación

D8-504 se realizó con el programa MATLAB®. Versión 7.6.0 (R2008a)

• Los datos de proceso en estado dinámico de la Columna D8-504 se

obtuvieron del sistema de Control Distribuido (TDC-3000).



• La data de proceso fue transferida vía OPC al programa Process BooK para

la obtención de histórico de las variables involucrada.

• El tiempo de muestreo de las señales de proceso obtenidas fue de un

segundo.

• Para la obtención de la data de proceso de la columna de destilación D8-

504, se realizó en acción manual (lazo abierto).

• La señal empleada fue tipo escalón unitario en la válvula de control de

entrada del flujo de alimentación a la columna.

METODOLOGIA La metodología seleccionada para el diseño de la investigación

corresponde a la propuesta por Lewis y Yang (1999) utilizada para diseñar

sistemas de control, dicha metodología consta de 4 fases

Fase I: Modelado o identificación de sistema

• Analizar el proceso de destilación de propano en la columna

despropanizadora (D8-504) de la planta fraccionadora de GLP-ULE a través

del estudio de: diagrama de flujo de procesos, planos instrumentación y

control, datos almacenados en el sistema de bases de datos históricos del

Sistema de Control Distribuido (TDC-3000), en el cual se visualizaron los

parámetros de operaciones puntos de ajuste y las distintas alteraciones

generadas por las perturbaciones que ingresan al proceso, así mismo se

tomaron en cuenta las opiniones de los operadores de planta para escuchar

sus sugerencias y problemas en cuanto al funcionamiento de los lazos de

control de la columna de destilación.



• Identificar las fallas existentes que intervienen en los diferentes esquemas

de control para establecer el por qué de las mismas y su efecto en el

proceso de destilación.

Fase II: Desarrollo de la estrategia de control

Por medio del estudio de los datos arrojados por el sistema de control

distribuido y la evaluación del modelado de la columna de destilación de la planta

se seleccionara la estrategia de control predictivo más acertada para el

funcionamiento de la planta y la cual se puede implementar en el Sistema de

Control Distribuido.

Fase III: Evaluación del comportamiento

En esta fase se comprenderá el uso del simulador como herramienta para el

modelo matemático de la planta, así mismo se espera conseguir una ecuación de

estado precisa y acorde con el proceso en estudio para así elaborar un

controlador efectivo el cual funcione perfectamente en el simulador y al momento

de su aplicación real en el proceso de destilación.

Fase IV: Construcción y comprobación

Se emplearon los programas MATLAB® para conseguir la ecuación de

estado y el programa LABVIEW® y ASPEN HYSYS® para simular el proceso de

destilación de GLP, adicionalmente se construye un esquema gráfico de la plata,

su funcionamiento y la aplicación del controlador.

En base a la simulación de nueva propuesta de estrategia de control y

actualización del modelo de la planta, se entonan los esquemas de control.



DESARROLLO

Filosofía de Control La alimentación de LGN proveniente de las plantas Compresora del lago Tía

Juana 2 y 3, es almacenada en los tambores de compensación D8-501A y D8-

501B (conectados en paralelo), como se muestra en la figura 1.

Figura 1: Alimentación y Precalentado GLP-2

Fuente: PDVSA GAS 2009.

Las bombas de descarga D3-501 A/B/C (una en operación y dos en reserva)

succionan de los tambores D8-501 A/B y descargan mediante el control de flujo

FIC7G2 hacia los precalentadores D2-507 y D2-505 conectados en serie. El

precalentamiento primario se realiza en el intercambiador D2-505, donde el LGN

es calentado a 144°F por la gasolina del fondo de la columna de fraccionamiento

de butanos (D8-506).



Seguidamente se efectúa un precalentamiento secundario en el

intercambiador D2-505, donde es calentado mediante un intercambiador de aceite

caliente (gasoil LV-40); acá el condensado estabilizado alcanza la temperatura

adecuada de 212°F, la cual es controlada por el flujo de aceite caliente a la salida

del intercambiador mediante un control de temperatura (TIC3G2) de tipo PID el

cual ejerce una acción de control sobre la válvula.

Precalentada la alimentación se lleva a la columna despropanizadora D8-

504, donde es fraccionada en propano (producto de tope) y una mezcla de

butanos y componentes mas pesados (producto de fondo), como se observa en la

figura 2.

Figura 2 Proceso Torre D8-504 GLP-2

Fuente: PDVSA GAS (2009)

Los vapores de tope (propano) son enviados hacia los condensadores D6-

501 y D6-503, conectados en paralelo. En ellos, la temperatura de condensación y

consiguiente producción de líquido es regulada, con el arranque y parada de sus

correspondientes ventiladores, los cuales son accionados manualmente, dando la

señal de parada desde el DCS y arrancándolos el operador en campo.



El condensando de ambos enfriadores es descargado al tambor de reflujo

D8-505. La presión de operación en el tambor de reflujo D8-505 es mantenida por

una válvula de control de presión, mediante el desvió de gas caliente de vapores

de tope de la torre a dicho tambor, la válvula es accionada por el controlador tipo

PID PIC2G2.

Los vapores no condensados en el tambor de reflujo se descargan hacia la

estación de flujo TJ-16 o al venteo mediante el controlador PIC-18G2 que acciona

las respectivas válvulas de control de presión que trabajan bajo un esquema de

control de gama partida.

Las bombas de reflujo D3-503 A/B (una en operación y otra en reserva)

succionan del tambor D8-505, retornando una parte de la corriente mediante

control de flujo (FIC6G2) hacia la columna despropanizadora (D8-504) como

reflujo, esta acción realizada por un controlador PID que permite regular la

temperatura interna en la columna de destilación y el arrastre de butanos y mas

pesados (C4+) hacia el fondo nuevamente, donde el diferencial de puntos de

ebullición entre los distintos compuestos de la mezcla permite que los mas livianos

se dirijan hacia la zona de enriquecimiento (parte alta de la torre) y los mas

pesados a la zona de empobrecimiento (parte baja) y optimizando así el proceso

de extracción de propano.

La otra parte del propano es controlada por el control de nivel (LIC2B) el

cual ejerce una acción sobre una válvula de control de nivel la cual permite el flujo

del propano remanente en el D8-505 hacia almacenamiento, para luego ser

distribuido al llenadero de camiones o a la Planta Refrigeradora La Salina.

El líquido de fondo de la columna D8-504 es enviado hacia el rehervidor D2-

504, donde es calentado mediante un intercambiador calor con aceite, dicha

temperatura es controlada mediante un lazo PID cascada, donde el control

maestro de temperatura TIC10AG2, actúa sobre el controlador secundario de flujo



FIC10G2, el cual regula el paso de aceite caliente al rehervidor, según los

requerimientos de temperatura fijados por el operador, en el controlador primario.

Los vapores producidos en el intercambiador de calor son retornados a la

columna despropanizadora D8-504 y la fracción líquida efluente del rehervidor es

enviada como alimentación a la columna desbutanizadora D8-506, mediante el

control de nivel LIC5G2, de tipo PID que ejerce control sobre la válvula LV5G2.

La corriente (compuesta por butanos y productos más pesados) del fondo

del rehervidor (D2-504), proveniente de la columna despropanizadora (D8-504)

fluye como alimentación a la columna desbutanizadora (D8-506).



RESULTADOS Análisis de los resultados obtenidos a lazo abierto en el Sistema de Control Distribuido.

Al realizar las perturbaciones en la torre con los controladores a lazo abierto, se

logro observar mediante los datos obtenidos, que la temperatura en el fondo de la

columna fue disminuyendo paulatinamente, esto debido a que la temperatura

obtenida en el intercambiador (Rehervidor) no estaba siendo ajustada al flujo de

entrada del proceso, como era de esperarse para mantener los parámetros

deseados es necesario que el controlador temperatura verifique el flujo de

alimentación que entra y este ajustar automáticamente la temperatura que se

debe mantener en el fondo de la torre, para el volumen de entrada manejado. En

las siguientes figuras se puede observar la explicación con los datos obtenido del

proceso.

Figura 3 Datos reales obtenido del proceso

3.a) Flujo de entrada 3.b) Temperatura de fondo

Adicionalmente se logro evidenciar una disminución de la temperatura de tope

ya que a mayor cantidad de líquido que es suministrado a la torre, menor cantidad

de este se evaporara, produciendo así una pequeña disminución de la

temperatura de tope. Este proceso es sumamente sensible a las variaciones de

temperatura sin importar cuán pequeñas estas sean, ya que esta variable es la

que determina la calidad final del producto.

0 1000 2000 3000 4000 5000 6000265

266

267

268

269

270

271

272

273

274Temperatura de fondo de la torre

0 1000 2000 3000 4000 5000 600016

17

18

19

20

21

22Flujo de entrada a la torre



Por otra parte esta pequeña variación de temperatura no se eleva de manera

drástica gracias a que existe un tambor de reflujo que permite introducir de nuevo

en el tope de la torre el gas condensado, y enfriar así el tope de la torre para

normalizar la temperatura de salida de esta. Paralelo a todos estos

acontecimientos, en el tambor de reflujo estaba aumentando la presión, esto es

debido a que ya que aumenta la temperatura de tope de la torre, por haber más

flujo de líquido por esta, los intercambiadores de calor no tenían la capacidad de

condensar el gas (debido a que estos no están automatizados, hay que

encenderlos o apagarlos manualmente), por ende entraba líquido condensado a

mayor temperatura incrementado la presión en el tanque de reflujo.

Por otra parte, disminuyendo ahora el flujo de alimentación a la torre en lazo

abierto se puede observar, que la temperatura de fondo de la torre aumentaba,

debido a que ahora el rehervidor tenía menos producto que calentar.

Consecuentemente se observo un ligero aumento de la temperatura de tope de la

torre, como consecuencia de las pruebas realizadas anteriormente, porque se noto

que había una tendencia a disminuir pero no se pudo observar el proceso de

cambio completamente debido a que las temperaturas de tope de la torre sufren

leves variaciones en un largo periodo de tiempo, agregando también que una vez

calentado el tope, el proceso de enfriamiento dura mucho más que el de

calentamiento.

Otras de las observaciones fue que la presión en el tambor de reflujo seguía

aumentando debido al aumento de la temperatura de fondo, por consecuencia se

tuvo que encender varios ventiladores para bajar las temperaturas de los gases

del tope de la torre y así reducir la presión en el tanque, por factores de seguridad

y diseño del tambor, variando de esta manera los resultados obtenidos, pero

demostrando que la presión hubiese bajado a la larga si no se hubiese tomado

ninguna acción.

Para las perturbaciones realizadas se provocaron dieciséis escalones, ocho

para incrementar y los otros ocho para disminuir, cada uno con un tiempo de



muestreo de 2 minutos, que era el tiempo necesario para la estabilización de las

variables.

Obtención de ecuaciones de estado del proceso y selección del controlador Con los datos experimentales obtenidos al hacer las perturbaciones explicadas

anteriormente, utilizando el Matlab® como herramienta de calculo, se determino

un modelo matemático proporcionado por el toolbox de identificación de sistema

que se encuentra integrado en Matlab®. Al realizar las pruebas con los distintos

tipos de algoritmos se determino que el ARMAX era el más apropiado para

nuestro propósito, ya que con este modelo se obtuvieron las funciones de

transferencias deseadas para armar el sistema de control predictivo deseado.

Estas funciones fueron:

1. 0.0002001 + s 0.0008003 + s

006-2.901e - 0.0006387s-2

1

1 =T

E

FT

2. 11.898 + s 2.848 + s

0.0001845-2

2

2 =T

E

FT

3. 15.77 + s 4.858 + s

0.5837 + s 0.08992

1

2 =T

E

FT

Donde 1ET es la temperatura de fondo de la torre despropanizadora y 1TF es el

flujo de entrada de la torre, así mismo 2ET es la temperatura de tope de la torre y

2TF el reflujo que entra por el tope.

Una vez obtenidas las funciones de transferencia se procedió a hacer los

análisis respectivos para cada una de las funciones de transferencias (lugar de las

raíces, diagrama de bode), que nos permitiría determinar cuáles son las



características que necesita satisfacer el controlador a diseñar en cuanto a

estabilidad y controlabilidad. Al hacer los análisis de cada función de transferencia

se obtuvieron estas gráficas hallando lugar de las raíces para determinar si en que

región el sistema es estable.

-0.01 -0.005 0 0.005 0.01 0.015 0.02 0.025-0.015

-0.01

-0.005

0

0.005

0.01

0.015Root Locus

Real Axis

Imag

inar

y Ax

is

Figura 4 Lugar de las raíces de la Ecuación 1

Fuente: Autor

-3.5 -3 -2.5 -2 -1.5 -1 -0.5 0 0.5-4

-3

-2

-1

0

1

2

3

4Root Locus

Real Axis

Imag

inar

y Ax

is

Figura 5 Lugar de las raíces de la Ecuación 2

Fuente: Autor



-25 -20 -15 -10 -5 0 5-6

-4

-2

0

2

4

6Root Locus

Real Axis

Imag

inar

y Ax

is

Figura 6 Lugar de las raíces de la Ecuación 3 Fuente: Autor

Por otra parte se obtuvieron gráficas utilizando diagrama de bode para hallar

las frecuencias de corte en el dominio del tiempo para cada función de

transferencia:

-50

-40

-30

-20

-10

0

Mag

nitu

de (d

B)

10-4

10-3

10-2

10-1

45

90

135

180

225

270

Phas

e (d

eg)

Bode Diagram

Frequency (rad/sec) Figura 7 Diagrama de bode Ecuación 1

Fuente: Autor



-140

-120

-100

-80

-60

Mag

nitu

de (d

B)

10-1

100

101

102

0

45

90

135

180

Phas

e (d

eg)

Bode Diagram


Fuente: Autor

-70

-60

-50

-40

-30

-20

Mag

nitu

de (d

B)

10-1

100

101

102

-135

-90

-45

0

Phas

e (d

eg)

Bode Diagram


Fuente: Autor



Una vez recolectada toda esta información y comprendiendo cuales eran los

requerimientos presentados por el comportamiento de la torre de fraccionamiento,

se determino como opción el uso de un controlador Feed-Forward; esta se

construye mediante la siguiente expresión:

C(s).P(s)G(s)

=Gff

Donde:

Gff es la ganancia del Feed-Forward

G(s) es la ganancia de la perturbación

C(s) es el controlador PID del proceso

P(s) es el proceso.

DEPURACIÓN DEL CONTROLADOR

Para depurar los controladores se diseñaron dos controladores PID para cada

uno de los lazos de temperatura del proceso y se utilizo una ganancia negativa

para el segundo lazo y obtener así una respuesta positiva y estable. Utilizando la

herramienta de Matlab “sisotool” se logra ubicar los polos a lazo cerrado en la

posición deseada en función de las necesidades del proceso para entonar el PID,

y conseguir los valores de Kp, Ki y Kd que logren estabilizar el sistema en los

tiempos más bajos posibles; para el primer lazo de control los valores obtenidos

fueron Kp=-930, Ki=-15 y Kd=0 y para el segundo lazo Kp=0.5, Ki=1 y Kd=0. La

aplicación de la utilidad de “sisotool” se muestra a continuación, donde los polos y

los ceros arrojados por las ecuaciones fueron movidos y recalculados para hallar

las sensibilidades y controlabilidades del sistema y mediante esto seleccionar los

valores más adecuados.



.

Figura 10 Aplicación de SISOTOOL para encontrar los parámetros del PID del

primer lazo

Fuente: Autor

Figura 11 Aplicación de SISOTOOL para encontrar los parámetros del PID del segundo lazo. Fuente: Autor



Posteriormente después de obtener todos estos datos se procedió a realizar el

controlador Feed-Forward, obteniendo la siguiente ecuación:

0.0284+s0.0229+s0.009+s0.0018+ s 0.0002s 0.0007245 - s 0.000285 - s 005-8.76e - s 006-9.378e-

234

234

=FF

1.1. Construcción del prototipo definitivo y simulación final

Para la simulación en Labview se procedió a realizar un modelo grafico de la

planta, se genero una librería de archivos gráficos animados; esto se realizo

tomando imágenes estandarizadas por las normas ISO, extraídas del programa

Symbol factory. Una vez realizado el entorno grafico de la planta, incluyendo sus

actuadores, indicadores, niveles y set-point, se procedió a la animación del

proceso, en el cual se logro visualizar las tuberías con los distintos fluidos o gases

que fluyen por ellas, utilizando azul claro para el LGN en estado liquido, Beige

para el LGN en estado gaseoso y Azul puro para las tuberías con aceite caliente.

El entorno desarrollado se muestra a continuación.

Figura 12 Entorno grafico desarrollado para la simulación del proceso.

Fuente: Autor



Para la simulación se utilizo la lógica del diagrama de bloques del proceso, en la

cual el flujo de entrada y su temperatura se consideran como una perturbación; el

primer proceso esta descrito por la temperatura de fondo sobre el flujo de entrada

y el segundo proceso esta descrito por temperatura de tope sobre el reflujo como

se muestra en la grafica a continuación:

Figura 13 Diagrama de bloques del proceso de estudio

Fuente: Autor

Para la simulación de la temperatura de fondo se considera que el flujo de

aceite caliente incrementa gradualmente la temperatura del fondo de la torre, en el

intercambiador (D2-504), la misma temperatura de fondo se ve afectado por la

perturbación ejercida por el flujo de entrada a la torre y la temperatura de este

LGN que está entrando al sistema, de igual manera la temperatura de fondo se ve

afectada por el reflujo en el tope de la torre integrando así todo el sistema como

uno solo y no como varios sub-procesos separados. A continuación se muestra la

imagen del proceso animado y el programa.



Figura 14 Entorno grafico del proceso del intercambiador de calor de fondo.

Fuente: Autor

Figura 15 Programa de control de la temperatura de fondo y flujo de aceite caliente

Fuente: Autor

Para la temperatura de tope ocurre una operación similar al encontrado en el

fondo, la misma se ve afectada por el flujo entrante en la torre despropanizadora

(D8-504) y el calor en el fondo de la torre, un incremento simultaneo en estos



parámetros generan incrementos graduales en la temperatura del tope de la torre;

para contrarrestar este efecto se aumenta el reflujo de propano líquido a una

temperatura de 120 grados Fahrenheit, esto genera una disminución de la

temperatura proporcional al reflujo de entrada a la torre. A continuación se

muestra el entorno grafico desarrollado y el proceso aplicado para la simulación y

control del mismo.

Figura 16 Entorno grafico del proceso de control de temperatura de tope y reflujo

Fuente: Autor



Figura 17 Programa de control de la válvula de reflujo y temperatura de tope

Fuente: Autor

Por otra parte, los niveles tanto en el tambor de reflujo (D8-505) como en el

intercambiador de calor (D2-504) deben ser del 50%; en el de reflujo se considera

que la entrada del mismo está dada por el líquido que sale del condensador (D6-

505) proveniente del tope de la torre en estado gaseoso, al superar su nivel pre-

establecido de 50% se envía el exceso al almacenaje por medio del control de

nivel (LIC2B), y otra se utilizada como reflujo hacia la torre para controlar la

temperatura de tope y optimizar la extracción de propanos con la calidad deseada.

El flujo de vapores generado en intercambiador de calor (D2-504) es retornado

a la columna despropanizadora, el liquido acumulado en la carcaza de D2-504 es

enviado a la torre desbutanizadora por medio del control de nivel (LIC5 A);

también se toma en cuenta el fluido calentado que se devuelve a la torre lo cual le



resta nivel al mismo intercambiador. A continuación el programa de ambos

controles de nivel

Figura 18 Programa de control de nivel del tambor de reflujo (D8-505) y del

intercambiador (D2-504).

Fuente: Autor

Una vez que fueron entonados los controladores PID y el Feed-Forward, se

procedió a realizar la simulación final de todo el proceso y cerciorarse que el

controlador estabilizara el proceso mediante condiciones normales y bajo

perturbaciones en el sistema. El proceso sin el flujo de entrada que se considera

como una perturbación seria como se muestra a continuación.



Figura 19 Proceso en Matlab sin perturbación.

Fuente: Autor

Figura 20 Gráfica del sistema sin la perturbación. Fuente: Autor

Posteriormente se da paso a la nueva estrategia de control basada en el modelo

con la aplicación del Feed-forward ya diseñado previamente.



Figura 21 Proceso en Matlab con perturbación presente y el controlador Feed-forward.

Fuente: Autor

Figura 22 Grafica del sistema con perturbaciones presentes y el controlador Feed-Foward

Fuente: Autor



DISCUSIÓN DE LOS RESULTADOS

Al realizar la simulación en Matlab se pudo observar en la gráfica resultante del

proceso sin perturbación que los set-point establecidos se estabilizaron

normalmente. El primer lazo que relaciona la temperatura de fondo de la torre con

la entrada, se estabiliza en 10 segundos, y el segundo lazo que relaciona la

temperatura de tope con la entrada de reflujo se estabilizo en 5 segundos. Al

agregar la perturbación en el sistema se pudo observar que el primer lazo se

estabilizaba normalmente en 5 segundos. Pero el segundo lazo mostraba un gran

descenso en la amplitud de la señal y un retardo de estabilización de 15

segundos. Al agregar el controlador Feed-Forward se mostró en el grafico

resultante que la amplitud de la señal del segundo lazo había presentado un

decremento de un 45% y el tiempo de estabilización de la señal se redujo en un

75%, estabilizando el sistema en 5 segundos. De esta manera se obtiene un mejor

control de la columna de destilación con las perturbaciones que pudieran ocurrir

en la entrada en cuanto al caudal y el reflujo hacia el tope de la torre.



CONCLUSIONES

Se puede decir que el proceso de análisis presenta una respuesta bastante

particular ya que todas las variables se afectan entre si y depende una de la otra;

el sistema de control para este tipo de procesos debe ser rígido ya que son

procesos industriales con bastante interacción entre las variables a controlar, así

que no pueden estar sometidos a errores humanos que pudiesen alterar la calidad

del producto final y por ello la gran importancia de este trabajo; se logro con el

mismo plantear una nueva estrategia de control para la planta en estudio y así

satisfacer las necesidades de ver el proceso como uno solo y no como varios

procesos independientes ya que como se dijo anteriormente todas las variables

están involucradas, ya sea las temperaturas presentes en los distintos puntos de

la torre, los flujos de entradas y de salida de la misma y la presión; se observo

claramente que el flujo de entrada influían directamente sobre las temperaturas

permitiendo así generar una estrategia de control sobre las temperaturas del tope

y fondo de la columna, por medio del control de los flujos de aceite caliente y

reflujo de la torre, tomando como perturbación el flujo de entrada a la misma.

La simulación del proceso en Labview permitió observar con claridad el

funcionamiento de la planta y la relación que se guardan entre si los distintos

parámetros existentes en la misma, también permite ver las regulaciones que

realizan los PID en los procesos y como las perturbaciones del flujo de entrada

pueden afectar a los sub-procesos de la torre.

Luego del análisis de los datos para la obtención de los modelos matemáticos

se estableció la estrategia de control la cual permitió ver a todos los sub-procesos

como uno solo y realizar la regulación de la planta de manera más eficaz y

automatizada, diseñando un controlador Feed-forward eficiente y capaz de regular

el proceso para el cual él fue diseñado.



RECOMENDACIONES

Se recomendación la implementación de un sistema de control avanzado

para el manejo en columna de destilación de GLP, ya que este proceso puede ser

susceptible a errores tanto humano como por falla o oscilaciones que se nos

presenta en los sistema de retroalimentación o feedback, intentar optimizar el

proceso mediante el uso de controladores de tipo avanzado como el Feed-forward,

aplicar estrategias de control para la entonación de los lazos PID ya existentes en

la planta y permitir así la estabilización del proceso en tiempos menores de

manera garantizar la Calidad y confiabilidad del producto despachado.



REFERENCIA BIBLIOGRÁFICA

• CREOLE PETROLEUM CORPORATION LPG EXPANSION PROJECT ULE

FRACTIONATION PLANT PROCESS DESIGN SPECIFICATIONS.

• MANUAL DE DISEÑO DE PROCESOS DE PDVSA, PDVSA MDP-04-CF-12

(PLATOS TIPO VÁLVULA).

• APPLIED PROCESS DESIGN FOR CHEMICAL AND PETROCHEMICAL

PLANTS, E. LUDWING.

• A WORKING GUIDE TO PROCESS EQUIPMENT, N. LIEBERMAN.

• SISTEMA DE CONTROL DE PROCESO F. G. SHINSKEY. EDITORIAL MC.

GRAW-HILL. PRIMERA EDICIÓN EN ESPAÑOL.

• CONTROL AUTOMATICO DE PROCESO. SMITH CARLOS. A, CORRIPIO

ARMARDO B. EDICTORIAL LIMUSA, S.A. PRIMERA EDICIÓN. 1991

• CONTROL AVANZADO DE PROCESO. SANCHEZ ACEDO JOSÉ.

EDITORIAL DIAZ SANTOS. PRIMERA EDICIÓN. 2003.

• INGENIERIA DE CONTROL MODERNO. OGATA KATSUHIKO. EDITORIAL

PEARSON. OCTAVA EDICIÓN. 2003

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