SIMULACION Y CONTROL DE PROCESOS 2013

2013 UNIVERSIDAD NACIONAL DE INGENERIA

FACULTAD DE INGENERIA QUIMICA Y TEXTIL
UNI - FIQT

Simulación y Control de Procesos

INTEGRANTES:

- Arauco Capcha, Jennifer Elizabeth

- Manrique Montalvan, Luis Jesus

- Macazana Lopez, Karenina Ela

- De Paz Aldave Michael Clemente

PROFESOR DEL CURSO:

-Ing. Edwin Dextre Jara

LUIS
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 SIMULACION Y CONTROL DE PROCESOS 2013
CASO III: SISTEMA DE CONTROL PARA LA FABRICACIÓN DE BLANQUEADOR DE HIPOCLORITO DE
SODIO.

El hipoclorito de sodio (NaOCl) se forma por:

2NaOH + Cl2  NaOCl + H2O + NaCl

En el diagrama de flujo de la figura se ilustra el proceso para una manufactura, la cual es de la

forma siguiente:

Se prepara constantemente sosa diluida (NaOH), a una concentración fija, mediante dilución en
agua. La solución de sosa diluida se almacena en un tanque intermedio, de este se bombea al
reactor de hipoclorito; para la reacción se inyecta cloro en forma de gas en el reactor.

A. Se debe preparar un diagrama detallado de instrumentos para lograr lo siguiente:

1. Controlar el nivel en el tanque de dilución
2. Controlar el proceso de dilución de la solución caustica; la concentración de esta
corriente se puede medir mediante una celda de conductividad, cuando disminuye la
dilución en la solución, aumenta la salida de la celda.
3. Controlar el nivel en el tanque de depósito del blanqueador.
4. Controlar la razón de exceso de NaOH/Cl 2 disponible en la corriente que sale del
reactor.

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Para el control en el tanque de dilución:

Se va a controlar el nivel del tanque, con la salida de este; es decir, cuando este sobrepase el set-
point impuesto, se abre la válvula de salida gradualmente, y cuando el nivel sea inferior al set-
point se cierra gradualmente la válvula.

Para el control en el proceso de dilución de la solución caustica:

Se va a controlar la dilución de la sosa, manipulando la entrada de agua al mezclado; a través del

control de la conductividad de la salida del serpentín de mezclado; es decir, cuando la
conductividad sobrepase el set-point impuesto, se cierra la válvula (en la entrada de agua)
gradualmente, y cuando el nivel sea inferior al set-point se abre gradualmente la válvula.

Para el control en el tanque de depósito de blanqueador:

Se va a controlar el nivel del tanque de depósito de blanqueador, con la salida de este; es decir,
cuando este sobrepase el set-point impuesto, se abre la válvula de salida gradualmente, y cuando
el nivel sea inferior al set-point se cierra gradualmente la válvula.

Para controlar el exceso de NaOH /Cl 2:

Se va a establecer un control de razón, relacionando el flujo de entrada del cloro gaseoso y la

alimentación de sosa diluida, manipulando el flujo de salida del reactor.

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B. ¿Cómo se puede fijar la razón de producción de esta unidad?

Para fijar la producción del proceso, se tendría que conocer:

 Las cantidades de ingreso de agua y soda caustica.

 La cinética de la reacción
 El tipo de reactor a utilizar.
 Las condiciones de operación en el reactor (presión y temperatura)

C. Por razones de seguridad, cuando no hay flujo de solución de sosas diluida del tanque al
reactor, también se debe detener el flujo del cloro; se debe diseñar el control para tal fin
y explicarlo.

Para evitar ello, no desperdiciar cloro, se colocaría una válvula en la entrada de cloro (variable
manipulada), controlando el flujo en la salida del tanque de caustico diluido, mediante el siguiente
diagrama:

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D. Se debe explicar detalladamente, con un ejemplo numérico, cómo se ajustaría el
controlador POR mediante el procedimiento de prueba escalón, y de qué manera se
ajustaría un controlador PI por medio del método de IAE mínimo.

PROCEDIMIENTO DE PRUEBA ESCALON

El procedimiento de la prueba de escalón se lleva a cabo como sigue:

1. Con el controlador en la posición “manual” (es decir, el circuito abierto), se aplica al proceso un
cambio escalón en la señal de salida del controlador m(t). La magnitud del cambio debe ser lo
suficientemente grande como para que se pueda medir el cambio consecuente en la señal de
salida del transmisor, pero no tanto como para que las no linealidades del proceso ocasionen la
distorsión de la respuesta.

2. La respuesta de la señal de salida del transmisor c(t) se registra con un grafícador de papel
continuo o algún dispositivo equivalente; se debe tener la seguridad de que la resolución es la
adecuada, tanto en la escala de amplitud como en la dé tiempo. La graficación de c(t) contra el
tiempo debe cubrir el período completo de la prueba, desde la introducción de la prueba de
escalón hasta que el sistema alcanza un nuevo estado estacionario. La prueba generalmente dura
entre unos cuantos minutos y varias horas, según la velocidad de respuesta del proceso.
Naturalmente, es imperativo que no entren perturbaciones al sistema mientras se realiza la
prueba de escalón. En la figura mostrada se muestra una gráfica típica de la prueba, la cual se
conoce también como curva de reacción del proceso, la respuesta en forma de S es característica
de los procesos de segundo orden o superior, con o sin tiempo muerto.

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Fig. Curva de reacción del proceso o respuesta escalón de circuito abierto

El siguiente paso es hacer coincidir la curva de reacción del proceso con el modelo de un proceso
simple para determinar los parámetros del modelo; a continuación se hace esto para un modelo
de primer orden más tiempo muerto (POMTM), el cual se representa por:

K e−t s 0

G ( s )=
τs+1

Considerando lo siguiente:

- Medidor

Km
Gm ( s)=
τ m s+1

- Proceso

Kp
G p (s)=
τ p s +1
- Válvula

Kv
G v ( s)=
τ v s+1

Luego:

G ( s )=Gm ( s ) G p (s) Gv (s)

Km Kp Kv
G ( s )= ∙ ∙
τ m s +1 τ p s+1 τ v s+1

Si:

τ p> τ m y τ p> τ v

τ =τ p

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t 0=τ m + τ v

K= K m K p K v

Entonces tendremos:

K e−(τ +τ )s
m v

G ( s )= (Modelo A)
τs+ 1

AJUSTE MEDIANTE LOS CRITERIOS DE ERROR DE INTEGRACIÓN MÍNIMO

Puesto que los parámetros de ajuste de la razón de asentamiento de un cuarto no son únicos, en
la Universidad deLEstado de Louisiana se realizó un proyecto substancial de investigación bajo la
dirección de los profesores Paul W. Murrill y Cecil L. Smith, para desarrollar relaciones de ajuste
únicas. A fin de caracterizar el proceso se utilizaron parámetros de modelos de primer orden más
tiempo muerto (POMTM), la especificación de la respuesta, en circuito cerrado es un error o
desviación mínima de la variable controlada, respecto al punto de control. Debido a que el error
está en función del tiempo que dura la respuesta, la suma del error en cada instante se debe
minimizar; dicha suma es, por definición, la integral del error en tiempo y se representa mediante
el área sombreada en la figura.

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Puesto que la integral del error se trata de minimizar mediante la utilización de las relaciones de
ajuste, éstas se conocen como ajuste del error de integración mínimo; sin embargo, la integral de
error no se puede minimizar de manera directa, ya que un error negativo muy grande se volvería
mínimo.

Las integrales se extienden desde el momento en que ocurre la perturbación o cambio en el punto
de control (t = 0), hasta un tiempo posterior muy largo (t =∞), debido a que no se puede fijar de
antemano la duración de las respuestas.

Respecto a la forma de la entrada, generalmente se elige el cambio escalón, porque es el más

molesto de los que se presentan en la práctica; por lo que toca al tipo de entrada, para el ajuste
se selecciona el punto de control o perturbación, en función de cuál se espera que afecte al
circuito con más frecuencia.

Cuando el punto de control, como entrada, es lo más importante, el propósito del controlador es
hacer que la variable controlada siga la señal del punto de control y a dicho controlador se le
conoce como “servorregulador”. Cuando el objeto del controlador es mantener a la variable
controlada en un punto de control constante, en presencia de las entradas de perturbaciones, se
dice que el controlador es un “regulador”. En términos de la integral mínima de error, los
parámetros de ajuste óptimos son diferentes para cada caso. La mayoría de los controladores de
proceso se consideran como reguladores, a excepción de los controladores esclavos en las
estructuras de control en cascada, los cuales son servorreguladores.

Para evitar los valores negativos en la función de desempeño, se propone el siguiente

planteamiento de la integral:

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Integral del valor absoluto del error (IAE)

x
IAE=∫ |e (t)|dt
0

Como el modelo del proceso determinado es:

K e−(τ +τ )sm v

G ( s )=
τs+ 1

Para un controlador proporcional-integral (PI):

1
GC ( s )=K c 1+ ( τIs )
Para entrada de perturbaciones:

Integral del error:

b1
a1 t 0
 K c=
K τ () a 1=0.984

b 1=−0.986

b2
τ t0
 τ1=
a2 τ () a 2=0.608

b 2=0.707

Para cambios en el punto de control:

Integral del error:

b1
a t
 K c= 1 0
K τ () a 1=0.758

b 1=−0.861

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τ
τ1=

a2 + b2 ( tτ )
0 a 2=1.02

b 2=−0.323

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