羅雄麟，葉松濤，許鋒，許鋆（中國石油大學(xué)(北京)自動(dòng)化系，北京 102249）

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串級(jí)控制對(duì)過程預(yù)測(cè)控制的影響分析與對(duì)策

羅雄麟，葉松濤，許鋒，許鋆
（中國石油大學(xué)(北京)自動(dòng)化系，北京 102249）

摘要：化工過程控制中普遍設(shè)置以流量控制為副回路的串級(jí)控制來實(shí)現(xiàn)對(duì)溫度、液位和成分等被控變量的控制。預(yù)測(cè)控制的操作變量在很多情況下也是流量，其控制作用的實(shí)現(xiàn)要靠底層的流量控制回路。本文針對(duì)由于現(xiàn)場(chǎng)串級(jí)控制結(jié)構(gòu)不允許改變，流量副回路只能接收溫度等主控制器的輸出作為其給定值，造成上層預(yù)測(cè)控制的操作變量無法直接下載到流量控制回路的問題，分別提出了一種將上層優(yōu)化輸出通過一階慣性濾波作用于主回路控制器和一種將串級(jí)控制中流量對(duì)主被控變量的傳遞函數(shù)嵌入預(yù)測(cè)控制模型的實(shí)施方案，通過Shell標(biāo)準(zhǔn)重油分餾塔的控制問題進(jìn)行仿真實(shí)驗(yàn)證明了兩種方案的可行性，并對(duì)其控制性能進(jìn)行了比較分析。兩種方法理論上構(gòu)思簡單，實(shí)際中易于實(shí)現(xiàn)，具有普遍適用性。

關(guān)鍵詞：過程控制；預(yù)測(cè)控制；串級(jí)控制；副回路；流量

第一作者及聯(lián)系人：羅雄麟（1963—），男，博士，教授，研究方向?yàn)榭刂评碚撆c過程控制工程、化工系統(tǒng)工程、模式識(shí)別與智能系統(tǒng)。E-mail luoxl@cup.edu.cn。

在過程控制領(lǐng)域中，模型預(yù)測(cè)控制（model predictive control，MPC）已經(jīng)成為一種解決有約束多變量控制問題的標(biāo)準(zhǔn)技術(shù)與方法。目前的工業(yè)過程控制系統(tǒng)多數(shù)為多層遞階結(jié)構(gòu)[1-3]，MPC作為系統(tǒng)承上啟下的重要環(huán)節(jié)，基于上層的操作優(yōu)化結(jié)果實(shí)施先進(jìn)控制，其預(yù)測(cè)控制器的輸出再送到底層多回路PID控制器的設(shè)定值，由底層PID控制實(shí)現(xiàn)，MPC的應(yīng)用有助于提高工業(yè)生產(chǎn)過程的經(jīng)濟(jì)性和平穩(wěn)性[4-6]。

多變量控制系統(tǒng)設(shè)定值的設(shè)計(jì)問題關(guān)系到工業(yè)生產(chǎn)過程的安全穩(wěn)定性、產(chǎn)品質(zhì)量、產(chǎn)品收率以及運(yùn)行成本等諸多問題。對(duì)于MPC的設(shè)定值設(shè)計(jì)問題，文獻(xiàn)[7]提出設(shè)定值的選取應(yīng)該追求全局最優(yōu)，而非僅僅對(duì)局部生產(chǎn)過程實(shí)現(xiàn)優(yōu)化控制，從而達(dá)到提高品質(zhì)和降低成本的目的。文獻(xiàn)[8-9]指出化工過程控制中普遍存在著各種對(duì)輸入和輸出變量的約束條件，若由人工或通過工藝優(yōu)化直接將設(shè)定值送入動(dòng)態(tài)控制層后，設(shè)定期望值與系統(tǒng)約束之間的不相容可能使得控制目標(biāo)無法實(shí)現(xiàn)，因此設(shè)定值的設(shè)計(jì)應(yīng)包含其可行性的分析和不可行時(shí)的約束處理。文獻(xiàn)[1-2，10-11]通過在常規(guī)MPC動(dòng)態(tài)控制層上添加了一個(gè)穩(wěn)態(tài)優(yōu)化層，提出雙層結(jié)構(gòu)預(yù)測(cè)控制以解決多變量控制系統(tǒng)設(shè)定值的設(shè)計(jì)問題。

然而，對(duì)于底層多回路PID控制器的設(shè)定值設(shè)計(jì)問題卻鮮有人關(guān)注，這是因?yàn)槟壳巴ǔＵJ(rèn)為上層MPC控制器輸出的操作變量都可以直接送到底層多回路PID控制器的設(shè)定值，必然能夠通過底層的基本PID控制層來實(shí)現(xiàn)。但是，化工過程底層控制中對(duì)重要被控變量如溫度、成分、液位等普遍設(shè)置以流量控制為副回路的串級(jí)控制[12-13]，而預(yù)測(cè)控制的操作變量在很多情況下也是流量[14-15]，故MPC控制器輸出也應(yīng)當(dāng)送到流量控制回路的設(shè)定值上。在串級(jí)控制中流量控制在副回路中，作為副控制器只能接收溫度等主控制器的輸出，上層MPC控制器的輸出不允許直接下載到串級(jí)控制副回路的流量控制器設(shè)定值上，使得上層預(yù)測(cè)控制無法實(shí)現(xiàn)?，F(xiàn)有的解決方案通常是將現(xiàn)場(chǎng)的串級(jí)控制結(jié)構(gòu)直接斷開或者利用辨識(shí)建模，前者通過改變現(xiàn)場(chǎng)結(jié)構(gòu)的方法雖然實(shí)施簡單，但是取消主回路控制后無法有效保證主被控變量的控制效果，而且當(dāng)預(yù)測(cè)控制停用檢修或者撤除時(shí)，由于無法恢復(fù)原有的操作條件，給生產(chǎn)帶來安全隱患。后者利用辨識(shí)建模的方法雖然具有普遍適用性，但其模型外推性較差，無法在多個(gè)同類生產(chǎn)上移植，而且所建的模型只能針對(duì)當(dāng)時(shí)測(cè)試時(shí)的生產(chǎn)工況，工況變化太大，模型需要重新測(cè)試和辨識(shí)，尤其是辨識(shí)建模需要對(duì)工業(yè)裝置進(jìn)行大量的測(cè)試工作，對(duì)生產(chǎn)操作產(chǎn)生較大的干擾。

本文作者針對(duì)如何通過現(xiàn)存的“主被控變量-流量”串級(jí)控制實(shí)現(xiàn)流量在線優(yōu)化問題，給出了一種流量優(yōu)化變量通過一階慣性環(huán)節(jié)改變主回路被控變量設(shè)定值的在線優(yōu)化的理想方案[16]。在此基礎(chǔ)上，本文基于預(yù)測(cè)控制機(jī)理建模，在不改變底層控制結(jié)構(gòu)的條件下考慮通過現(xiàn)有的“主被控變量-流量”串級(jí)控制結(jié)構(gòu)來實(shí)現(xiàn)過程預(yù)測(cè)控制輸出的問題，分別提出了一種將上層優(yōu)化輸出通過一階慣性濾波作用于主回路控制器和一種將串級(jí)控制中流量對(duì)主被控變量的傳遞函數(shù)嵌入預(yù)測(cè)控制模型的實(shí)施方案，并通過重油分餾塔的Shell標(biāo)準(zhǔn)控制問題進(jìn)行仿真實(shí)驗(yàn)證明了兩種方案的可行性。

1 問題提出

流量是化工過程中重要的調(diào)節(jié)變量，在化工領(lǐng)域，工藝裝置中各單元設(shè)備中進(jìn)行著復(fù)雜的物理過程和化學(xué)過程，這些過程都與流量的變化密切相關(guān)，因此通常通過流量的改變來實(shí)現(xiàn)化工過程中被控變量和操作指標(biāo)的調(diào)節(jié)。預(yù)測(cè)控制的操作變量在很多情況下也是流量，特別是當(dāng)預(yù)測(cè)控制的模型是通過機(jī)理分析的方法獲取時(shí)，其建模過程的實(shí)質(zhì)就是將質(zhì)量衡算和能量衡算進(jìn)行具體化，所建模型的輸入變量是流量，輸出變量是成分、液位、溫度等。因此，預(yù)測(cè)控制最終輸出一般為流量優(yōu)化設(shè)定值，而流量優(yōu)化設(shè)定值的實(shí)現(xiàn)最終又要靠底層的流量控制系統(tǒng)來實(shí)現(xiàn)。

另一方面，在化工過程控制中，由于流量作為重要的過程變量，其在生產(chǎn)過程中通常受到大幅高頻擾動(dòng)，因此實(shí)際生產(chǎn)中底層控制廣泛采用串級(jí)控制結(jié)構(gòu)，即將流量控制設(shè)置為副回路，設(shè)定值由主控制器輸出決定，在流量副回路中抑制干擾因素，確保了主回路中溫度、液位和成份等被控變量的控制品質(zhì)。因此，如圖1(a)所示，其表征了典型底層串級(jí)控制系統(tǒng)的結(jié)構(gòu)當(dāng)流量作為上層預(yù)測(cè)控制的操作變量時(shí)，由于串級(jí)控制回路副控制器的設(shè)定值不能直接由預(yù)測(cè)控制器輸出給定，導(dǎo)致預(yù)測(cè)控制輸出的實(shí)現(xiàn)存在問題。

如圖1(b)所示，若將作為預(yù)測(cè)控制輸出的流量設(shè)定值Fop直接疊加到流量副回路控制器Gc2的設(shè)定值上，副回路控制器將會(huì)接收到兩個(gè)設(shè)定值信號(hào)，即設(shè)定值為主控制器輸出Fsp和預(yù)測(cè)控制輸出Fop之和。由于閉環(huán)反饋?zhàn)饔茫?jīng)過若干控制周期后，系統(tǒng)達(dá)到穩(wěn)態(tài)，主控制器Gc1輸出值將改變至（Fsp?Fop），則流量副回路控制器設(shè)定值恢復(fù)至Fsp，達(dá)不到優(yōu)化值Fop。而若將串級(jí)控制結(jié)構(gòu)斷開，取消主回路控制，讓副回路獨(dú)立工作，預(yù)測(cè)控制器代替了主控制器的功能，其輸出直接作為副回路的控制器作為設(shè)定值。但這種方式改變了現(xiàn)場(chǎng)的控制結(jié)構(gòu)，且無法保證主被控變量的控制效果，為生產(chǎn)工藝過程所不允許，因此需要尋找解決預(yù)測(cè)控制在串級(jí)控制中的實(shí)現(xiàn)方法。

2 控制方案實(shí)現(xiàn)

針對(duì)如圖1中的預(yù)測(cè)控制面對(duì)串級(jí)控制結(jié)構(gòu)的實(shí)現(xiàn)問題，本節(jié)提出了兩種控制實(shí)現(xiàn)方案，并對(duì)其控制方案的原理及其優(yōu)點(diǎn)進(jìn)行了論述。

2.1 一階慣性濾波實(shí)現(xiàn)方案

圖1 過程預(yù)測(cè)控制面對(duì)串級(jí)結(jié)構(gòu)的控制實(shí)現(xiàn)

圖2 串級(jí)控制的預(yù)測(cè)控制實(shí)現(xiàn)結(jié)構(gòu)

為了滿足生產(chǎn)工藝，必須在不斷開主回路的前提下，將預(yù)測(cè)控制輸出作用于副回路控制器。可考慮將預(yù)測(cè)控制輸出處理后作用于主回路控制器，且保證主控制器輸出值達(dá)到副回路控制器的理想設(shè)定值，即將圖1(a)中的控制結(jié)構(gòu)圖進(jìn)行比較點(diǎn)前移的等效變換。根據(jù)串級(jí)控制中各個(gè)模塊的傳遞函數(shù)，可推導(dǎo)出Fsp到Rsp的傳遞函數(shù)關(guān)系，見式(1)。

為了得到Fsp到Rsp的傳遞函數(shù)關(guān)系，可對(duì)G(s)進(jìn)行求逆運(yùn)算，即式(2)。

根據(jù)式(2)可將預(yù)測(cè)控制輸出的流量設(shè)定值轉(zhuǎn)化為主被控變量的設(shè)定值，然后作用于主回路。這樣就解決了預(yù)測(cè)控制在串級(jí)控制中的實(shí)現(xiàn)問題。通過式(1)可知，G?1(s)在工程實(shí)際中使用存在兩方面的問題：一方面由于其與串級(jí)控制中的PID參數(shù)有關(guān)，因此當(dāng)控制參數(shù)發(fā)生變化時(shí)，G?1(s)也要進(jìn)行更新；另一方面由于G(s)是根據(jù)實(shí)際物理單元建模得到，其精度不高且通常為真分式，導(dǎo)致G?1(s)的準(zhǔn)確性以及物理可實(shí)現(xiàn)性難以保證。另外考慮到預(yù)測(cè)控制的優(yōu)化結(jié)果一次性下載給對(duì)象會(huì)造成系統(tǒng)的大幅波動(dòng)[17-19]。因此，可采用一階慣性濾波器來簡化代替G?1(s)，該過程必須保證一階慣性環(huán)節(jié)的增益與G?1(s)相同且時(shí)間常數(shù)選擇合理。該濾波器作用在于將預(yù)測(cè)控制輸出的流量設(shè)定值Fop轉(zhuǎn)化為主控制器設(shè)定值Rop，即式(3)。

該方案的系統(tǒng)控制結(jié)構(gòu)如圖2(a)所示。一階慣性環(huán)節(jié)中的Kg可以通過閉環(huán)辨識(shí)得到，時(shí)間常數(shù)T可通過優(yōu)化的方法得到最優(yōu)值。綜上，該方案能夠在不改變現(xiàn)場(chǎng)串級(jí)控制結(jié)構(gòu)的基礎(chǔ)上，實(shí)現(xiàn)了上層預(yù)測(cè)控制。并且該方案具有實(shí)現(xiàn)簡單、可靠性好、普適性強(qiáng)等優(yōu)點(diǎn)。

2.2 嵌入底層串級(jí)動(dòng)態(tài)信息的MPC控制

預(yù)測(cè)控制是基于模型的算法，通過機(jī)理建模獲得的流量對(duì)MPC被控變量的傳遞函數(shù)矩陣為式(4)。

由于流量在石油化工工業(yè)的質(zhì)量衡算和能量衡算中的重要地位，因此預(yù)測(cè)控制的操作變量通常以流量為主。面對(duì)化工過程中廣泛存在著的“主被控變量－流量”串級(jí)控制回路，以流量作為操作變量的預(yù)測(cè)控制在輸出實(shí)現(xiàn)上存在問題。假設(shè)由于底層的串級(jí)控制結(jié)構(gòu)導(dǎo)致MPC控制器的第j個(gè)輸出無法實(shí)現(xiàn)，通過辨識(shí)的方法獲得第j個(gè)輸出到其對(duì)應(yīng)的串級(jí)控制結(jié)構(gòu)中主被控變量的傳遞函數(shù)為Gj(s)，將流量對(duì)主被控變量的傳遞函數(shù)嵌入到預(yù)測(cè)控制模型中，得到主被控變量設(shè)定值對(duì)MPC被控變量的傳遞函數(shù)矩陣為式(5)。

系統(tǒng)控制結(jié)構(gòu)如圖2(b)所示。這種方法僅需對(duì)底層的串級(jí)控制中副變量對(duì)主變量的傳遞函數(shù)進(jìn)行辨識(shí)，無需對(duì)整個(gè)生產(chǎn)裝置進(jìn)行生產(chǎn)測(cè)試和辨識(shí)，大大減少了工作量，對(duì)工藝生產(chǎn)的影響小。該方法簡單易行且具有較強(qiáng)的通用性。

3 控制方案實(shí)現(xiàn)與對(duì)比分析

以殼牌公司的典型重油分餾塔控制問題為例進(jìn)行研究，如圖3所示，重油分餾塔有一個(gè)提供熱量的氣態(tài)過熱蒸汽進(jìn)料、3個(gè)產(chǎn)品抽出和3個(gè)側(cè)線循環(huán)回流，包括3個(gè)控制變量（頂部抽出u1、側(cè)線抽出u2和塔底回流負(fù)荷u3）、7個(gè)被控變量（塔頂餾出物終餾點(diǎn)y1、塔底餾出物終餾點(diǎn)y2、塔頂溫度y3、頂部循環(huán)回流溫度y4、側(cè)線餾出物抽出溫度y5、中部循環(huán)回流溫度y6和塔底循環(huán)回流溫度y7）、2個(gè)擾動(dòng)量（塔頂循環(huán)回流負(fù)荷l1和中段循環(huán)回流負(fù)荷l2）。對(duì)于該系統(tǒng)Prett和Morari給出的一階傳遞函數(shù)模型[20]，其變量控制約束見表1。

重油分餾塔是一個(gè)多變量、有約束的系統(tǒng)。其延遲時(shí)間長達(dá)28min，時(shí)間常數(shù)60min，動(dòng)態(tài)響應(yīng)時(shí)間約208min，可見該對(duì)象工藝結(jié)構(gòu)復(fù)雜，其時(shí)變、強(qiáng)耦合、大時(shí)延、大時(shí)間常數(shù)、大動(dòng)態(tài)響應(yīng)等特點(diǎn)讓它成為公認(rèn)的比較難控的典型對(duì)象，現(xiàn)有的專家學(xué)者普遍利用此模型對(duì)各種新型控制方法進(jìn)行測(cè)試[21-22]。重油分餾塔設(shè)備有3個(gè)被控變量：塔頂產(chǎn)品組成y1、側(cè)線產(chǎn)品組成y2、塔底循環(huán)回流抽出溫度y7，當(dāng)操作變量為頂部抽出u1、側(cè)線抽出u2和塔底回流負(fù)荷u3時(shí)，其過程模型的傳遞函數(shù)矩陣為式(6)。

通過在MATLAB軟件平臺(tái)上進(jìn)行預(yù)測(cè)控制仿真實(shí)驗(yàn)，假設(shè)系統(tǒng)初始輸入、輸出為零，被控輸出目標(biāo)是將y1、y2和y7分別控制到0.2、?0.4、0.3，仿真曲線如圖4(a)所示。可以看出，對(duì)于該多變量、有約束的復(fù)雜系統(tǒng)，實(shí)施預(yù)測(cè)控制能夠取得較好的控制效果。

圖3 重油分餾塔結(jié)構(gòu)圖

表1 Shell重油分餾塔變量約束

但是，在實(shí)際重油分餾塔的工業(yè)控制現(xiàn)場(chǎng)中，由于塔頂溫度y3與塔頂餾出量u1以及側(cè)線抽出溫度y5與側(cè)線抽出量u2強(qiáng)烈關(guān)聯(lián)，且兩個(gè)主要擾動(dòng)為塔頂循環(huán)回流l1和中段循環(huán)回流l2，所以實(shí)際現(xiàn)場(chǎng)控制中通常分別對(duì)其采用串級(jí)控制結(jié)構(gòu)，即建立y3–u1、y5–u2的串級(jí)控制。由于串級(jí)控制結(jié)構(gòu)的特點(diǎn)，上層預(yù)測(cè)控制器輸出的流量結(jié)果不允許直接送給副回路的控制器設(shè)定值，只允許送給主回路的控制器設(shè)定值，將會(huì)出現(xiàn)如圖1所示的預(yù)測(cè)控制的實(shí)現(xiàn)問題。因此，依據(jù)上述模型的預(yù)測(cè)控制在現(xiàn)場(chǎng)實(shí)施時(shí)必須將底層串級(jí)結(jié)構(gòu)的主回路斷開，取消串級(jí)控制中的主控制回路，而對(duì)于絕大多數(shù)不允許改變底層控制結(jié)構(gòu)的工業(yè)現(xiàn)場(chǎng)，這種采用打開底層串級(jí)控制結(jié)構(gòu)的預(yù)測(cè)控制方案并不適用。

現(xiàn)利用表1中的過程模型在MATLAB/Simulink平臺(tái)上搭建重油分餾塔仿真模型，調(diào)節(jié)PID參數(shù)以保證底層的串級(jí)控制性能最佳。對(duì)于底層的串級(jí)控制回路，通過閉環(huán)辨識(shí)可獲得u1–y3和u2–y5的傳遞函數(shù)為式(7)。

首先采用通過一階慣性環(huán)節(jié)改變主回路被控變量設(shè)定值的方法，依據(jù)辨識(shí)結(jié)果可知g1(s)和g2(s)的增益Kg1和Kg2分別為3.65和2.37，為使預(yù)測(cè)控制輸出對(duì)主回路設(shè)定值的調(diào)整柔和平穩(wěn)，最終選定時(shí)間常數(shù)T1和T2分別為15和25。

其次采用將串級(jí)控制中流量對(duì)主被控變量的傳遞函數(shù)嵌入預(yù)測(cè)控制模型的方法，根據(jù)式(5)可推導(dǎo)出嵌入流量對(duì)主被控變量的傳遞函數(shù)后的預(yù)測(cè)模型為式(8)。

將以下幾種預(yù)測(cè)控制的實(shí)施方案分別進(jìn)行仿真。

（1）將串級(jí)控制結(jié)構(gòu)的主回路打開，預(yù)測(cè)控制模型以流量為輸入，MPC被控變量為輸出，預(yù)測(cè)控制操作變量直接送到流量控制回路的設(shè)定值上，仿真曲線如圖4(a)所示。

（2）保留串級(jí)控制結(jié)構(gòu)的主回路，預(yù)測(cè)控制模型以流量為輸入，MPC被控變量為輸出，預(yù)測(cè)控制操作變量通過一階慣性環(huán)節(jié)改變主回路被控變量設(shè)定值，仿真曲線如圖4(b)所示。

（3）保留串級(jí)控制結(jié)構(gòu)的主回路，將串級(jí)控制中流量對(duì)主被控變量的傳遞函數(shù)嵌入預(yù)測(cè)控制模型，預(yù)測(cè)控制模型以主回路被控變量設(shè)定值為輸入，MPC被控變量為輸出，預(yù)測(cè)控制操作變量直接改變主回路被控變量設(shè)定值，仿真曲線如圖4(c)所示。

（4）保留串級(jí)控制結(jié)構(gòu)的主回路，以串級(jí)控制主回路的設(shè)定值作為輸入變量，MPC被控變量作為輸出變量，通過系統(tǒng)辨識(shí)的方法獲得重油分餾塔的預(yù)測(cè)控制模型[式(9)]預(yù)測(cè)控制操作變量直接改變主回路被控變量設(shè)定值，仿真曲線如圖4(d)所示。

將圖4中的仿真結(jié)果進(jìn)行對(duì)比得出，方案(2)和方案(4)的控制效果相似，對(duì)該多變量、有約束的復(fù)雜系統(tǒng)能夠取得較好的控制效果，系統(tǒng)在360min左右達(dá)到控制目標(biāo)；方案(1)和方案(3)的控制效果是相近的，而且在控制性能上優(yōu)于前兩種控制方案，系統(tǒng)在300min時(shí)達(dá)到控制目標(biāo)。

圖4 控制策略仿真曲線被控變量：y1—塔頂餾出物終餾點(diǎn)；y2—塔底餾出物終餾點(diǎn)；y7—塔底循環(huán)回流溫度

方案(1)需要改變底層控制結(jié)構(gòu)，常為工業(yè)現(xiàn)場(chǎng)所不允許，在工程應(yīng)用中有較大的限制；方案(4)雖然具有普遍適用性，但其模型外推性較差，無法在多個(gè)同類生產(chǎn)上移植，而且所建的模型只能針對(duì)當(dāng)時(shí)測(cè)試時(shí)的生產(chǎn)工況，工況變化太大，模型需要重新測(cè)試和辨識(shí)，辨識(shí)建模需要對(duì)工業(yè)裝置進(jìn)行大量的測(cè)試工作，將會(huì)對(duì)生產(chǎn)操作產(chǎn)生較大的干擾；相比之下，機(jī)理建模方法的適用范圍寬、外推性好、對(duì)工藝生產(chǎn)影響小，在實(shí)際工業(yè)的應(yīng)用中獲得了良好的控制效果，但需要解決流量同時(shí)作為預(yù)測(cè)控制操作變量和串級(jí)控制副變量的實(shí)施問題。因此，本文針對(duì)實(shí)際工程中以流量為操作變量的預(yù)測(cè)控制，提出了方案(2)和方案(3)，并均獲得了良好的控制效果。綜合比較4種控制方案，方案(3)在保證普遍適用性的同時(shí)，獲得了最佳的控制效果。本文所述普遍適用性就是這種控制方案的實(shí)施對(duì)任何底層常規(guī)串級(jí)控制都可以不必改變（重新組態(tài)）就可以實(shí)現(xiàn)上層的預(yù)測(cè)控制。

4 結(jié) 論

本文從預(yù)測(cè)控制實(shí)際應(yīng)用出發(fā)，針對(duì)現(xiàn)場(chǎng)實(shí)施中如何在現(xiàn)存的“主控制變量–流量”這種典型的化工過程串級(jí)控制條件下實(shí)現(xiàn)預(yù)測(cè)控制的流量操作變量實(shí)施的問題，給出了一種通過一階慣性環(huán)節(jié)改變主回路被控變量設(shè)定值和一種將串級(jí)控制中流量對(duì)主被控變量的傳遞函數(shù)嵌入預(yù)測(cè)控制模型的實(shí)施方案，兩種方案構(gòu)思簡單，實(shí)際中易于實(shí)現(xiàn)，具有普遍適用性。通過Shell標(biāo)準(zhǔn)重油分餾塔控制問題進(jìn)行控制方案的驗(yàn)證，分析了實(shí)際中現(xiàn)存的兩種控制方案的適用限制問題，并與本文提出的兩種控制方案進(jìn)行仿真對(duì)比，證明本文提出的“將串級(jí)控制中流量對(duì)主被控變量的傳遞函數(shù)嵌入預(yù)測(cè)控制模型的實(shí)施方案”不僅解決了預(yù)測(cè)控制的流量操作變量在串級(jí)控制結(jié)構(gòu)下的實(shí)施問題，具有較強(qiáng)的工程適用性，而且能夠獲得更佳的調(diào)控效果。

符 號(hào) 說 明

Csp—— 上層預(yù)測(cè)控制器設(shè)定值輸入

Fop—— 上層預(yù)測(cè)控制器輸出

Fsp—— 主控制器輸出

Gc1—— 主控制器

Gc2—— 副控制器

Gp1—— 副被控對(duì)象

Gp2——主被控對(duì)象

Gv——調(diào)節(jié)閥對(duì)象

Hm1——主回路反饋環(huán)節(jié)

Hm2——副回路反饋環(huán)節(jié)

Rsp——主控制器設(shè)定值輸入

l1——塔頂循環(huán)回流負(fù)荷，kmol/h

l2——中段循環(huán)回流負(fù)荷，kmol/h

u1——頂部抽出量，kJ/h

u2——側(cè)線抽出量，kJ/h

u3——塔底回流負(fù)荷，kmol/h

y1——塔頂餾出物終餾點(diǎn)，K

y2——塔底餾出物終餾點(diǎn)，K

y3——塔頂溫度，K

y4——頂部循環(huán)回流溫度，K

y5——側(cè)線餾出物抽出溫度，K

y6——中部循環(huán)回流溫度，K

y7——塔底循環(huán)回流溫度，K

參 考 文 獻(xiàn)

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研究開發(fā)

Implementation of model predictive control on cascade control

LUO Xionglin，YE Songtao，XU Feng，XU Jun
（Department of Automation，China University of Petroleum-Beijing，Beijing 102249，China）

Abstract：In chemical process control，the flow rate is usually set as the minor loop of cascade control for the other more important controlled variables such as temperature，liquid level and material component. At the same time，the flow rate is often the manipulated variable of model predictive control（MPC）. In view of the implementation dilemma of downloading the manipulated variable of MPC while the flow rate control is set as minor loop of cascade control，two implementation methods of MPC were proposed. Firstly，the output of MPC is downloaded to the set-point of major loop through an one order inertia object. Secondly，the transfer function of flow rate to controlled variable of major loop is embedded into the predictive model of MPC. The control of the Shell heavy oil fractionator’s benchmark problem has proved the feasibility of the two methods. They are simple in theory and easy to implement for commercial processes.

Key words：process control；model predictive control；cascade control；minor loop；flow rate

基金項(xiàng)目：國家重點(diǎn)基礎(chǔ)研究發(fā)展計(jì)劃項(xiàng)目（2012CB720500）。

收稿日期：2015-08-24；修改稿日期：2015-09-28。

DOI：10.16085/j.issn.1000-6613.2016.02.012

中圖分類號(hào)：TQ 460.6

文獻(xiàn)標(biāo)志碼：A

文章編號(hào)：1000–6613（2016）02–0417–08